一种生产化工原料的加氢裂化方法

摘要

一种生产化工原料的加氢裂化方法，原料油与氢气混合后依次进入加氢精制反应器和第一加氢裂化反应器进行反应，反应物经冷却、分离后，所得的10％～100％175～320℃柴油馏分进入到第二个加氢裂化反应器继续反应。加氢裂化催化剂II是低金属上量的加氢裂化催化剂，加氢裂化催化剂II的金属上量低于加氢裂化催化剂I的金属上量。本发明能够有效提高重石脑油的产率和选择性，而且提高了重石脑油的芳潜，并降低了氢耗。

权利要求

1.一种生产化工原料的加氢裂化方法，包括：

(1)原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器及后续的第一加氢裂化反应器，在加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂I的作用下进行反应；

(2)第一加氢裂化反应器和第二加氢裂化反应器的反应流出物经冷却、分离后，所得的富氢气体作为循环氢气循环使用，所得的液相物流进入分馏系统，经分馏得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

(3)步骤(2)所得的柴油馏分进入到第二加氢裂化反应器，在加氢裂化催化剂II的作用下继续反应，其中进入第二加氢裂化反应器的柴油馏分占步骤(2)所得总柴油馏分的体积百分数为10％～100％；

所述加氢裂化催化剂II是低金属上量的加氢裂化催化剂，加氢裂化催化剂II的金属上量低于加氢裂化催化剂I的金属上量。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，以加氢裂化催化剂II为整体，以氧化物计，其金属上量小于等于22重量％。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(2)所得柴油馏分的馏程为

175～320℃。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，

加氢精制反应器的反应条件：反应温度250℃～450℃，氢分压5.0～18.0MPa，液时体-1 3 3积空速0.2～10.0h ，氢油体积比100～3000Nm/m ；

第一加氢裂化反应器的反应条件：反应温度250～450℃，氢分压5.0～18.0MPa，液时-1 3 3体积空速0.2～10.0h ，氢油体积比50～3000Nm/m ；

第二加氢裂化反应器的反应条件为：反应温度250～450℃，氢分压5.0～18.0MPa，液-1 3 3时体积空速0.2～10.0h ，氢油体积比50～3000Nm/m。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，

加氢精制反应器的反应条件：反应温度300℃～420℃，氢分压优选8.0～15.0MPa，液-1 3 3时体积空速0.4～3.0h ，氢油体积比600～2000Nm/m ；

第一加氢裂化反应器的反应条件：反应温度300～420℃，氢分压8.0～15.0MPa，液时-1 3 3体积空速0.4～3.0h ，氢油体积比600～2000Nm/m ；

第二加氢裂化反应器的反应条件为：反应温度300～420℃，氢分压8.0～15.0MPa，液-1 3 3时体积空速1～4.0h ，氢油体积比600～2000Nm/m。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的原料油选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、煤制取油中的一种或几种，其馏程范围为260～610℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢精制催化剂，以催化剂为基准，其组成为：氧化镍1～10重％，氧化钼和氧化钨之和为10～50重％，氟1～10重％，氧化磷0.5～8重％，余量为氧化硅-氧化铝；以载体为基准，以重量计，所述氧化硅-氧化铝中的氧化硅的含量为2％～45％，氧化铝的含量为55％～98％。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢裂化催化剂I，含有一种载体和负载在该载体上的钼和/或钨及镍和/或钴，以氧化物计并以催化剂总量为基准，钼和/或钨的含量为10～35重％，镍和/或钴的含量1～15重％，该载体由氧化铝和沸石组成，氧化铝与沸石的重量比为90∶10～10∶90；所述沸石的总酸量为0.02至小于0.5毫摩尔/克。

9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，所述氧化铝是由小孔氧化铝和大孔氧化铝按照75∶25～50∶50的重量比复合而成的氧化铝，其中，小孔氧化铝为直径小于80埃的孔体积占总孔体积95％以上的氧化铝，大孔氧化铝为直径60-600埃的孔体积占总孔体积70％以上的氧化铝。

10.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化催化剂II，含有一种载体和负载在该载体上的钼和/或钨及镍和/或钴，以氧化物计并以催化剂总量为基准，钼和/或钨的含量为10～21重％，镍和/或钴的含量1～6重％，该载体由氧化铝、沸石组成，氧化铝与沸石的重量比为90∶10～10∶90，所述沸石的总酸量为0.02至小于0.5毫摩尔/克。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，以氧化物计并以催化剂总量为基准，钼和/或钨的含量为15～20重％，镍和/或钴的含量2～4重％。

12.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，所述氧化铝是由小孔氧化铝和大孔氧化铝按照75∶25～50∶50的重量比复合而成的氧化铝，其中，小孔氧化铝为直径小于80埃的孔体积占总孔体积95％以上的氧化铝，大孔氧化铝为直径60-600埃的孔体积占总孔体积70％以上的氧化铝。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，控制第一加氢裂化反应器的单程转化率为50％～80％。

说明书

一种生产化工原料的加氢裂化方法

技术领域

[0001] 本发明属于一种在存在氢的情况下获得裂解烃油的方法，更具体地说，是一种生产化工原料的加氢裂化方法。

背景技术

[0002] 重整装置是炼油厂重要的二次加工装置，用于生产高辛烷值汽油调和组分或者用于生产芳烃基础原料。重整汽油具有辛烷值高，不含烯烃，不含硫、氮杂质等特点，是优质的汽油调和组分。与欧美国家相比，目前国内汽油构成中重整汽油组分偏少，而催化裂化汽油组分所占比例偏高，导致国内商品汽油硫和烯烃含量高、芳烃含量相对较低；增加汽油池中重整汽油的比例有利于降低硫和烯烃含量，满足日益严格的环保法规要求。苯、甲苯、二甲苯是石化工业的基础原料，重整装置生成油中富含苯、甲苯和二甲苯，通过分离可获得高价值的芳烃产品。此外，原油重质化以及炼油企业生产清洁燃料的双重压力，使得加氢过程成为应用越来越广泛的加工手段，重整装置可副产大量的廉价氢气，炼厂也期望能够通过扩大重整装置规模得到更多的氢气，满足全厂的氢气平衡。

[0003] 直馏石脑油是重整装置进料的主要来源。长期以来，我国原油轻质油收率较低，而直馏石脑油又是乙烯装置的原料之一，重整原料不足成为限制重整装置发展的主要因素之一。加氢裂化过程是重油轻质化的一种重要手段，所得到的重石脑油具有芳烃含量高，硫、氮杂质含量低的特点，可直接作为优质的重整装置进料，弥补直馏石脑油的不足。

[0004] 加氢裂化过程以减压蜡油等劣质原料为进料，可获得轻、重石脑油、中间馏分油以及尾油等产品。对于一次通过流程下的加氢裂化装置，为提高重石脑油产率，可采取提高转化率的方法，将重质馏分更多的转化为轻质产品，但同时也会导致重石脑油选择性和芳潜下降，氢气消耗量增加。

[0005] 增加重石脑油还可对全部中间馏分油进行循环回炼，该方法可有效增加重石脑油的收率，但一方面，在催化剂量不增加的前提下大量循环中间馏分油必然会较大幅度地增加体积空速，高空速将会影响加氢裂化装置的长周期运转，另一方面，若不提高体积空速，则需增大装置体积及催化剂用量，经济上未必合适；更重要的是，并非全部中间馏分油均为适宜的循环馏分，采用全循环可能会降低重石脑油馏分的芳潜及其选择性。

[0006] CN 101210198A公开了一种生产优质柴油和优质重整原料的加氢方法，柴油和/或轻蜡油原料与氢气混合后依次与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂接触反应而不经中间分离，反应生成物经冷却、分离后得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分，所述的煤油馏分和/或尾油馏分可直接抽出或部分循环或全部循环回反应系统，本发明采用单段串联一次通过的流程以及非贵金属催化剂，可生产高芳潜的重整原料和高十六烷值的柴油馏分，其中所得到的重整原料收率大于20重量％。

[0007] USP4,172,815公开了同时生产喷气燃料和柴油的单段循环加氢裂化方法，原料的初馏点大于500°F(约260℃)。其工艺流程简单描述如下：原料油经过加氢裂化，反应温度低于900°F(约482℃)，压力大于1000psig(约6.9Mpa)，反应流出物经过分馏，得到石脑油馏分、喷气燃料馏分、柴油馏分和尾油，喷气燃料馏分全部或部分与尾油混合，送回裂化反应区。该方法在较为缓和的加氢裂化条件下，可达到同时最大量生产喷气燃料和柴油的目的，航煤的质量也得到改善。该方法针对的是生产合格喷气燃料和柴油，并没有谈及重石脑油的变化。

[0008] CN101173189A公开了一种生产化工原料的加氢裂化方法，其特点在于重质原料油与氢气混合后进入一段加氢处理区，一段流出物分离得到的富氢气体直接进入二段加氢裂化反应区，液体进入分馏塔进行分馏，得到气体、石脑油和尾油作为化工原料出系统，中间馏分油单独或与其它劣质馏分油混合进入二段加氢处理区进行裂化，二段得到的气体循环使用。该发明可以通过循环回炼中间馏分油得到重石脑油。

[0009] CN1955261A开了一种中间馏分油循环的加氢裂化方法，其特点是将劣质催柴与重质加氢裂化原料混合后，首先进行加氢裂化，所得中间馏分油进行二段加氢裂化，得到高芳潜重石脑油和低BMCI值的尾油。

发明内容

[0010] 本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种生产化工原料的加氢裂化方法。

[0011] 本发明提供的方法包括：

[0012] (1)原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器及后续的第一加氢裂化反应器，在加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂I的作用下进行反应；

[0013] (2)第一加氢裂化反应器和第二加氢裂化反应器的反应流出物经冷却、分离后，所得的富氢气体作为循环氢气循环使用，所得的液相物流进入分馏系统，经分馏得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

[0014] (3)步骤(2)所得的柴油馏分进入到第二加氢裂化反应器，在加氢裂化催化剂II的作用下继续反应，其中进入第二加氢裂化反应器的柴油馏分占步骤(2)所得总柴油馏分的体积百分数为10％～100％。

[0015] 所述加氢裂化催化剂II是低金属上量的加氢裂化催化剂，加氢裂化催化剂II的金属上量低于加氢裂化催化剂I的金属上量。

[0016] 以加氢裂化催化剂II为整体，以氧化物计，其金属上量小于等于22重量％。

[0017] 步骤(2)所得的柴油馏分的馏程为175～320℃。

[0018] 采用本发明提供的方法可以有效增产重整原料，抽出10％～100％175～320℃柴油馏分到第二加氢裂化反应器，对其进行回炼，在增产优质重石脑油的同时，还可提高重石脑油的选择性。所述柴油馏分的环烷烃与芳烃含量高，进行再次加氢裂化，获得的重石脑油芳潜更高，选择性更好。此外，第二加氢裂化反应器装填低金属上量的加氢裂化催化剂II，其与裂化性能相匹配的加氢性能较低，从反应过程来看，有利于增加重石脑油中的芳烃含量，从而提高重石脑油馏分的芳潜，降低氢耗；另一方面，第二加氢裂化反应器的反应原料为175～320℃柴油馏分，其氮含量低、馏程相对较轻，与蜡油馏分相比更不易发生脱氢焦化反应，采用低金属上量的加氢裂化催化剂II，不会对装置的长周期运转产生影响。

附图说明

[0019] 附图是本发明提供的生产化工原料加氢裂化方法流程示意图。

具体实施方式

[0020] 在步骤(1)中，原料油与(循环氢和新氢的混合气体)进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂的作用下进行加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃饱和及部分芳烃饱和反应，反应条件如下：反应温度250℃～450℃，优选300℃～420℃，氢分压5.0～18.0MPa，优选8.0～-1 -1 3 315.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h ，优选0.4～3.0h ，氢油体积比100～3000Nm/m，
3 3
优选600～2000Nm/m。

[0021] 加氢精制所得的全部馏分与部分循环氢混合后进入第一加氢裂化反应器与加氢裂化催化剂I接触进行反应，反应条件如下：反应温度250～450℃，优选300～420℃，氢分-1 -1压5.0～18.0MPa，优选8.0～15.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h ，优选0.4～3.0h ，
3 3 3 3
氢油体积比50～3000Nm/m，优选600～2000Nm/m。

[0022] 在步骤(2)中，第一加氢裂化反应器的反应生成油经冷却后，依次进入高压分离器和低压分离器进行气液分离，分离所得的富氢气体经循环氢压缩机升压后返回到加氢精制反应器、第一加氢裂化反应器和第二加氢裂化反应器的入口；所得的液相物流进入分馏系统，经分馏后得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分(175～320℃)和尾油馏分。

[0023] 在步骤(3)中，将体积百分数为10％～100％的柴油馏分(175～320℃)经升压后循环至第二加氢裂化反应器，在氢气的存在下与加氢裂化催化剂II接触进行裂化反应。反应条件为：反应温度250～450℃，优选300～420℃，氢分压5.0～18.0MPa，优选8.0～-1 -1 3 3
15.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h ，优选1～4.0h ，氢油体积比50～3000Nm/m，优选
3 3
600～2000Nm/m。第二加氢裂化反应器的反应生成油进入后续的高压分离器、低压分离器和分馏系统进行分离和分馏。优选与第一加氢裂化反应器得到的反应生成油进入同一个高压分离器、低压分离器和后续的分馏系统。

[0024] 所述的原料油选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、煤制取油中的一种或几种，其馏程范围为260～610℃。

[0025] 所述加氢精制催化剂，以催化剂为基准，其组成为：氧化镍1～10重％，氧化钼和氧化钨之和为10～50重％，氟1～10重％，氧化磷0.5～8重％，余量为氧化硅-氧化铝；以载体为基准，以重量计，所述氧化硅-氧化铝中的氧化硅的含量为2％～45％，氧化铝的含量为55％～98％。本发明优选的加氢精制催化剂强化了加氢功能，该催化剂能够在中等及以上反应压力下表现出较强的加氢脱硫、加氢脱氮能力，经过该催化剂处理后的精制油中氮含量低于10μg/g，完全满足裂化段催化剂的进料要求。芳烃的加氢饱和反应是其开环裂化的必经步骤，本发明采用的加氢精制催化剂还具有优良的芳烃饱和性能，可促进原料油中芳烃尤其是多环芳烃的加氢饱和，为裂化段提供易于发生裂化反应的进料，可使得加氢裂化尾油芳烃含量极低，具有低的BMCI值，可作为优质的蒸汽裂解制乙烯的原料。

[0026] 所述第一加氢裂化反应器中所装填加氢裂化催化剂I，含有一种载体和负载在该载体上的钼和/或钨及镍和/或钴，以氧化物计并以催化剂总量为基准，钼和/或钨的含量为10～35重％，镍和/或钴的含量1～15重％，该载体由氧化铝和沸石组成，氧化铝与沸石的重量比为90∶10～10∶90。

[0027] 所述氧化铝是由小孔氧化铝和大孔氧化铝按照75∶25～50∶50的重量比复合而成的氧化铝，其中，小孔氧化铝为直径小于80埃的孔体积占总孔体积95％以上的氧化铝，大孔氧化铝为直径60-600埃的孔体积占总孔体积70％以上的氧化铝。

[0028] 所述沸石的总酸量为0.02至小于0.5毫摩尔/克。本发明优选的加氢裂化催化剂I性能好，能在较低的压力下转化氮含量和芳烃含量较高的原料。

[0029] 所述第二加氢裂化反应器中所装填加氢裂化催化剂II，含有一种载体和负载在该载体上的钼和/或钨及镍和/或钴，以氧化物计并以催化剂总量为基准，钼和/或钨的含量为10～21重％，优选15～20重％，镍和/或钴的含量1～6重％，优选2～4重％，该载体由氧化铝、沸石组成，氧化铝与沸石的重量比为90∶10～10∶90。

[0030] 所述加氢裂化催化剂II是低金属上量的加氢裂化催化剂，加氢裂化催化剂II的金属上量低于加氢裂化催化剂I的金属上量，即加氢裂化催化剂II负载的活性金属含量低于加氢裂化催化剂I负载的活性金属含量。以加氢裂化催化剂II为整体，以氧化物计，其金属上量小于等于22重量％。

[0031] 所述氧化铝是由小孔氧化铝和大孔氧化铝按照75∶25～50∶50的重量比复合而成的氧化铝，其中，小孔氧化铝为直径小于80埃的孔体积占总孔体积95％以上的氧化铝，大孔氧化铝为直径60-600埃的孔体积占总孔体积70％以上的氧化铝。

[0032] 所述沸石的总酸量为0.02至小于0.5毫摩尔/克。本发明优选的加氢裂化催化剂II性能优良，有利于得到高芳潜的重石脑油馏分，且选择性好。本发明所述的重石脑油选择性是指一定转化深度下裂化生成油中重石脑油馏分收率占全部石脑油馏分收率的质量分数，公式表示如下：

[0033] 重石脑油选择性＝(重石脑油馏分收率/全部石脑油收率)×100％[0034] 本发明控制第一加氢裂化反应器的单程转化率为50％～80％。新鲜原料经反应转化到一定深度，经反应后未转化油不再返回反应系统，而是将其作为乙烯原料和催化原料、润滑油料等，这种工艺过程称为一次通过操作。单程转化率指原料油(大分子)转化为轻质产品(小分子)的百分数，本发明所述的单程转化率是指＞350℃馏分单程转化率，公式表示如下：

[0035]

[0036] 附图是本发明提供的生产化工原料的加氢裂化方法示意图。下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步地说明，图中省略了部分设备，如泵、换热器等，但这对本领域普通技术人员是公知的。

[0037] 本发明提供的加氢裂化方法工艺流程详细描述如下：来自管线1的原料油与来自管线16的新氢及来自管线17的循环氢混和后进入加氢精制反应器2，在加氢精制催化剂的作用下进行反应，其反应流出物与来自管线17的部分循环氢混合后进入第一加氢裂化反应器3，在加氢裂化催化剂I的作用下进行反应，其反应生成物经管线18进入高压分离器4进行气液分离，高压分离器4顶部的富氢气体进入循环氢压缩机6，经循环氢压缩机增压后经管线17分三路，分别入加氢精制反应器2和第一加氢裂化反应器3及第二加氢裂化反应器15。高压分离器4下部的液相物进入低压分离器5，在此进行进一步的气液分离；低压分离器5下部的液相物流进入分馏塔8。进入分馏塔8的液相物流经分馏后，切割成得到的轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分依次经管线9、10、11和13抽出。柴油馏分经管线11抽出后，部分或全部柴油馏分经管线12增压至第二加氢裂化反应器15入口，而其余柴油馏分出装置。柴油馏分在第二加氢裂化反应器15与加氢裂化催化剂II接触进行反应，所得的反应生成物进入高压分离器4进行气液分离。新氢经管线6经新氢压缩机7加压后，由管线16抽出。

[0038] 本发明的优点为：

[0039] 1、采用本发明提供的方法，能够有效提高重石脑油的产率，并提高重石脑油的选择性。因为，所述柴油馏分经过循环回炼后，进一步进行裂化，从而增加了重石脑油的产率；由于没有提高反应的苛刻度，可以保持高的重石脑油选择性。

[0040] 2、与其它中间馏分相比，本发明选择的175～320℃柴油馏分由于环烷烃和芳烃含量高，回炼该馏分得到的重石脑油芳潜更高，重石脑油选择性好。

[0041] 3、第二加氢裂化反应器采用了低金属上量的加氢裂化催化剂II，得到的重石脑油芳潜高，氢耗低。

[0042] 下面的实施例将对本发明提供的方法，予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

[0043] 实施例中所用的加氢精制催化剂的商品牌号为RN-32V，第一加氢裂化反应器所用加氢裂化催化剂I的商品牌号为RHC-3，均为中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产。

[0044] 加氢裂化催化剂II的组成为：以氧化物计，并以加氢裂化催化剂II总量为基准，钼的含量为18重％，镍的含量2重％，总金属上量为20％。其载体为：氧化铝50重量％，沸石(Y型分子筛)30重量％。

[0045] 实施例中所用的原料油A为一种VGO，其主要性质如表1所示。

[0046] 实施例1

[0047] 采用本发明提供的方法，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度365℃、-1 -1空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应温度368℃、空速1.5h ；第二加氢裂化反应器温度-1
368℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A(第二加氢裂化反应器所用催化剂为低金属上量加氢裂化催化剂II)进行加氢裂化试验。试验过程中，将50％(占全部175～320℃柴油馏分体积数)的柴油馏分循环至第二加氢裂化反应器入口，试验结果如表2所示。

[0048] 从表2可以看出，在第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约为58％的条件下，重石脑油馏分的产率为34.06％(占液态烃产品的质量百分比)，柴油馏分的产率为18.42％，尾油产率为42.03％；另外，重石脑油的选择性为86.1％。得到的重石脑油芳潜达到了65.3％。

[0049] 对比例1

[0050] 在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度365℃、空速1.0h-1；加氢裂化反应-1器反应温度368℃、空速1.5h 、一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下。以常规加氢裂化方法，采用原料A进行加氢裂化试验，试验结果如表4所示。

[0051] 从表4可以得到，在＞350℃转化率约为58％的条件下，产品重石脑油(65～175℃)馏分的产率仅为19.23％(占液态烃的质量百分数)，较实施例1低约15个百分点，柴油馏分(175～320℃)的收率为36.02％，尾油(＞320℃)馏分产率为41.10％；另外，重石脑油的选择性仅为84.0％，较实施例1低约2个百分点，重石脑油的芳潜为61.5％，较实施例1低3.8％。实施例1和对比例1的试验结果说明，在一次通过转化率相同的条件下采用本发明的方法，可有效增加重石脑油的产率，且重石脑油的选择性和芳潜也有很大提高。

[0052] 对比例2

[0053] 控制第一加氢裂化反应器＞350℃转化率为58％，在反应压力13.0MPa、加氢精制-1 -1反应器反应温度366℃、空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应温度369℃、空速1.5h ；第-1
二加氢裂化反应器反应温度369℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A(第二加氢裂化反应器装填加氢裂化催化剂II)进行加氢裂化试验。
在控制重石脑油产率约为34％的条件下，将馏程为175～370℃的部分柴油馏分(循环量与实施例1中的循环柴油量基本相同)循环到第二加氢裂化反应器入口，产品分布及重石脑油产品性质数据列于表4。由表2和表4可见，实施例1(回炼175～320℃柴油馏分)与对比例2(回炼相同量的175～370℃柴油馏分)相比，实施例1得到重石脑油产品芳潜比对比例2的高约1个百分点，另外实施例1重石脑油选择性比对比例2高约0.6个百分点。

[0054] 实施例2

[0055] 采用本发明提供的方法，控制第一加氢裂化反应器＞350℃转化率72％，在反应-1压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度365℃、空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应温度-1
374℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A(第二加氢裂化反应器装填加氢裂化催化剂II)进行加氢裂化试验。将50％的175～320℃柴油馏分循环至第二加氢裂化反应器入口，第二加氢裂化反应器的反应温度为370℃，产品分布及重石脑油的产品质量数据列于表2。由表2可见，在第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约72％的条件下，回炼得到的重石脑油产率可达到43.43％，芳潜为64.5％。与实施例1相比，由于大幅度提高了转化深度，在回炼柴油比例相同的条件下，可增加重石脑油的产率，但芳潜会有所下降。

[0056] 实施例3

[0057] 采用本发明提供的方法，控制第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约59％，在反-1应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度365℃，空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应-1
温度369℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A(第二加氢裂化反应器装填加氢裂化催化剂II)进行加氢裂化试验。将得到的100％的
175～320℃柴油馏分循环至第二加氢裂化反应器入口，第二加氢裂化反应器的反应温度为377℃，产品分布及重石脑油的产品质量数据列于表3。由表3可见，在第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约59％的条件下，全部回炼得到的柴油馏分(175～320℃)，重石脑油产率可达到51.01％，重石脑油选择性为86.5％，芳潜高达67.2％。

[0058] 实施例4

[0059] 采用本发明提供的方法，控制第一加氢裂化反应器＞350℃转化率68％，在反-1应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度365℃、空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应-1
温度372℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A(第二加氢裂化反应器装填加氢裂化催化剂II)进行加氢裂化试验。将得到的100％的
175～320℃柴油馏分循环至第二加氢裂化反应器入口，第二加氢裂化反应器的反应温度为376℃，产品分布及重石脑油的产品质量数据列于表3。由表3可见，在第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约68％的条件下，全部回炼得到的柴油(175～320℃)馏分，重石脑油产率可达到57.53％，重石选择性为85.4％，芳潜为66.5％。

[0060] 对比例3

[0061] 在第一、第二加氢裂化反应器所填催化剂均为第一加氢裂化催化剂I(RHC-3)，控制第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约69％，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反-1 -1应温度366℃、空速1.0h ；第一加氢裂化反应器反应温度373℃、空速1.5h ；一反入口标准状态氢油体积比为1200的反应条件下，采用原料A进行加氢裂化试验。试验将得到的
100％的175～320℃柴油馏分循环至第二加氢裂化反应器入口，第二加氢裂化反应器第二加氢裂化反应器的反应温度为376℃，产品分布及重石脑油的产品质量数据列于表5。由表
5可见，在第一加氢裂化反应器＞350℃转化率约69％的条件下，全部回炼得到的柴油馏分(175～320℃)，重石脑油产率为57.88％，重石脑油选择性为85.3％，芳潜为62.6％。由于本对比例的第二加氢裂化反应器中未选用低金属上量的加氢裂化催化剂II，在全部回炼柴油(175～320℃)馏分的情况下，与实施例4相比，本对比例的重石脑油的芳潜下降明显，下降了3.9个百分点，另外，氢耗增加了约0.1％。

[0062] 表1原料油性质

[0063]原料油编号 A
密度(20℃)/(g/cm3) 0.9197
碳含量/％ 85.89
氢含量/％ 11.96
凝点/℃ 24
苯胺点/℃ 77.4
残炭/％ 0.07
馏程ASTM D-1160/℃
IBP 267
10％ 376
50％ 436
90％ 474
FBP 517

[0064] 表2实施例1、实施例2工艺条件、产品分布及重石脑油性质

[0065]

[0066] 表3实施例3、实施例4工艺条件、产品分布及重石脑油性质

[0067]

[0068] 表4对比例1、对比例2工艺条件、产品分布和重石脑油性质

[0069]

[0070] 表5对比例3工艺条件、产品分布及重石脑油性质

[0071]