一种由催化裂化柴油生产高价值产品的加氢方法

摘要

一种由催化裂化柴油生产高价值产品的加氢方法，柴油原料依次进行氢精制和加氢裂化，反应产物经分馏得到轻石脑油馏分、汽油馏分、回炼馏分和柴油馏分，当所述的回炼馏分中总芳烃含量为70质量%以上，单环芳烃含量为60质量以上%时，回炼馏分返回至加氢精制反应器入口或返回至原料油缓冲罐，当回炼馏分中总芳烃含量低于70质量%时，20重量%～80重量%回炼馏分与柴油馏分混合后作为柴油产品，剩余部分返回至加氢精制反应器入口或返回至原料油缓冲罐。采用本发明提供的方法，可以加工高氮、高芳烃含量的劣质柴油原料，并得到低硫、高辛烷值、高收率的汽油馏分。

说明书

技术领域

本发明涉及一种在存在氢的情况下为获得低沸点馏分的烃油裂解方 法，更具体地说，是一种由柴油原料生产高辛烷值汽油组分及低硫柴油调 和组分的加氢方法。

背景技术

随着原油重质化、劣质化进程的加剧，催化裂化柴油的质量日益变差、 产量逐年增加，这部分催化裂化柴油约占我国商品柴油份额的三分之一。 目前，炼厂为了从原油中提取更多的轻质油品，不断提高催化裂化装置的 加工能力和加工深度，导致催化裂化柴油的质量进一步变差，主要表现在 芳烃含量高、硫和氮等杂质含量高，十六烷值低。与此同时，随着环保立 法的日趋严格，国III车用柴油标准要求十六烷值不小于49，硫含量不大 于350μg/g，芳烃含量不高于11％，而且要求将越来越严格。另一方面， 目前我国汽油池中催化汽油所占比重高达78％，导致汽油的烯烃和硫含量 高、芳烃含量低、辛烷值相对偏低。此外，石油作为不可再生资源，目前 正面临日益短缺的现象，社会需要尽可能有效地利用石油资源。因此，市 场需要一种有效加工催化裂化柴油以生产高附加值油品，即低硫、高辛烷 值清洁汽油的技术。

劣质柴油生产高附加值油品的工艺主要有加氢精制和加氢裂化两类。 采用常规的加氢精制工艺处理劣质柴油，虽然可以有效地脱除柴油中的硫、 氮等杂质，但柴油产品十六烷值提高幅度有限，柴油密度变化也不大；采 用传统的加氢裂化工艺加工劣质柴油，虽然可以最大限度生产石脑油，以 及生产高品质的柴油产品，但其生产的石脑油馏分辛烷值较低。

US 7,384,542B1公开了一种生产低硫柴油和高辛烷值汽油的方法。该 专利将直馏柴油和/或轻焦化蜡油（LCGO）进入加氢脱硫、加氢脱氮反应 区，催化裂化柴油（LCO）进入加氢裂化反应区，两个反应区的产物混合 后进入冷高分、冷低分，然后进入分馏系统分离得到高辛烷值组分和低硫 柴油。该发明中加氢裂化反应区采用无定形或含有低分子筛水平的加氢裂 化催化剂。该发明可加工直馏柴油和/或LCGO,以及部分149～343℃的 LCO，得到的88～193℃重石脑油馏分辛烷值87，>193℃柴油馏分硫含量小 于10ppm，十六烷指数46。

US 4,985,134中公开了一种生产高辛烷值汽油的工艺。该发明原料沸 点范围为150～327℃的LCO，即催化裂化轻循环油中的轻组分。所采用的 加氢裂化催化剂含有Y型分子筛、USY分子筛或脱铝Y型分子筛。此外， 分馏产品油中大于汽油馏分小于232℃或小于260℃的中间馏分返回至加 氢裂化反应器入口或返回至催化裂化反应区。

CN101724454A公开了一种生产高辛烷值汽油的加氢裂化方法。该发 明采用一段串联加氢裂化工艺流程，原料油为芳烃质量分数70%以上的柴 油馏分，原料经加氢精制处理，然后直接进行加氢裂化反应。该技术中采 用的催化剂为轻油型加氢裂化催化剂，氧化物和/或氧化钼含量10%～30%、 氧化镍和/或氧化钴含量2%～7%、Y型分子筛20%～75%、耐熔无机氧化物 10%～60%，使用的Y分子筛为SSY型分子筛或SSY进一步改性处理的Y 型分子筛。该工艺加氢精制段的工艺条件为：反应温度330～440℃、氢油 体积比400～2000、液时体积空速0.3～4.0h^-1；加氢裂化段的工艺条件为：反 应温度380～450℃、氢油体积比400～2000、液时体积空速0.3～4.0h^-1，加氢 精制和加氢裂化段的反应压力为3.0～10.0MPa。该技术中，未转化柴油馏 分采用部分循环的方式操作，单程转化率为30%～60%，总转化率为 50%～95%。该技术实施例中，裂化段反应温度超过400℃。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种由柴油原料生产高辛烷 值汽油组分和低硫柴油调和组分的方法。具体的说，是要解决现有技术加 工高氮、高芳烃原料生产高辛烷值汽油组分时，汽油产品辛烷值偏低、收 率偏低的问题。

本发明提供的方法包括：柴油原料与氢气的混合物在加氢精制反应器 与加氢精制催化剂接触反应，加氢精制反应器液体流出物不经任何分离， 进入加氢裂化反应器与加氢裂化催化剂接触、反应，加氢裂化反应器的反 应流出物经分离、分馏后得到富氢气体、轻石脑油馏分、汽油馏分、回炼 馏分和柴油馏分，当所述的回炼馏分中总芳烃含量为70质量%以上，单环 芳烃含量60质量%以上时，回炼馏分返回至加氢精制反应器入口或返回至 原料油缓冲罐，当回炼馏分中总芳烃含量低于70质量%时，20重量%～80 重量%回炼馏分与柴油馏分混合后作为柴油产品，剩余部分返回至加氢精 制反应器入口或返回至原料油缓冲罐。

所述的柴油原料油的沸点范围为165～400℃，总芳烃含量高于60质量 %，其中双环以上芳烃的含量高于40质量%，优选高于45质量%。所述的 柴油原料油选自催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油、环烷基原油的焦 化柴油、煤直接液化油的柴油馏分、煤焦油的柴油馏分中的一种或几种。 采用本发明所述的方法，可以在一次通过流程下加工氮含量高于800μg/g 的劣质柴油原料。

所述的回炼馏分的馏程为180℃～280℃，优选为200℃～260℃，回炼馏 分的比例为加氢裂化全馏分产品质量的5%～50%，优选8%～40%。优选当 所述的回炼馏分中总芳烃含量为75质量%以上，单环芳烃含量为70质量 %以上时，回炼馏分返回至加氢精制反应器入口或返回至原料油缓冲罐。 当回炼馏分中总芳烃含量低于70质量%时，20重量%～80重量%回炼馏分 与柴油馏分混合后作为柴油产品，剩余部分返回至加氢精制反应器入口或 返回至原料油缓冲罐。当回炼馏分中总芳烃含量低于50质量%时，全部回 炼馏分与柴油混合后作为柴油产品。

在加氢精制反应器中，劣质柴油原料主要进行加氢脱硫、加氢脱氮及 芳烃饱和等反应。本发明中，通过工艺参数的调整促使劣质柴油原料中双 环以上芳烃饱和为单环芳烃，促进加氢脱氮反应进行；通过采用回炼馏分 循环回炼的方式，提高加氢精制全馏分产品油中单环芳烃含量，为加氢裂 化反应器提供优质进料；此外，采用回炼馏分回炼的方式，改善加氢精制 反应区芳烃加氢饱和路径，在双环芳烃加氢饱和的同时，可有效避免单环 芳烃进一步加氢饱和。

加氢精制反应器中需控制芳烃饱和深度、加氢脱氮深度，以加氢精制 反应器液体流出物为基准，有机氮含量小于30μg/g，优选有机氮含量小于 20μg/g，同时总芳烃含量在65质量%以上，其中单环芳烃含量在55质量% 以上；优选总芳烃含量70质量%以上，其中单环芳烃含量在60质量%以 上。本发明根据柴油原料性质、加氢精制反应深度来控制回炼油的回炼比 例、回炼量，且同时需根据回炼量来调整加氢精制段的反应深度，并调整 加氢裂化段反应条件与之相匹配。

在加氢裂化反应区，加氢精制反应流出物的液体组分（即经加氢精制 处理的新鲜料和回炼馏分）在加氢-裂化双功能催化剂上进行选择性开环、 裂化等反应：四氢萘等环烷基单环芳烃发生选择性开环、裂化等反应；烷 基苯等带侧链的单环芳烃发生侧链断裂反应，从而达到柴油馏分中单环芳 烃转化为汽油馏分中的苯、甲苯、二甲苯等高辛烷值组分，达到改善汽油 馏分产品烃类组成、提高汽油馏分产品辛烷值、提高汽油馏分产率的目的。 本发明中，回炼馏分中含有大量带有短侧链的烷基苯、茚满或四氢萘，这 部分回炼馏分回炼后，加氢精制全馏分中总芳烃高，尤其单环芳烃含量较 常规方法高出5质量%以上，可以有效改善加氢裂化段进料中的芳烃构成， 促进了环烷基单环芳烃和烷基苯类的裂化反应发生，且可有效保留柴油馏 分段中的长链烷烃、带有长侧链的环烷烃或烷基苯等高十六烷值组分，达 到提高柴油产品十六烷值、改善柴油产品质量的目的。

本发明中采用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂级配组合，根据劣质 柴油原料氮含量及回炼馏分回炼量的大小调整加氢精制催化剂和加氢裂化 催化剂的装填比例。加氢精制催化剂与加氢裂化催化剂的装填体积比为 3:1～1:3，优选1.8:1～1:2。如果劣质柴油原料中溴价较高，且残炭或金属含 量较高，为防止主催化剂积炭过快及床层压降过快地达到限定值，可在加 氢精制催化剂床层顶部分别装填占加氢精制催化剂体积总量的10%～40% 的加氢保护剂，其中脱残炭及脱金属保护剂装填体积占加氢精制催化剂体 积总量的1%～20％，脱烯烃保护剂装填体积占加氢精制催化剂体积总量的 1%～20%。保护剂由1.0～5.0重%氧化镍、5.5～10.0重%氧化钼和余量的具 有双孔分布的γ-氧化铝载体组成。

本发明采用一次通过工艺流程。在加氢精制反应区和加氢裂化反应区 之间不设置任何中间分离步骤，加氢裂化全馏分产品经高分、低分、分馏 设备分离后得到轻石脑油馏分、汽油馏分、回炼馏分及柴油馏分，其中轻 石脑油馏分、汽油馏分及柴油馏分作为产品。

所述的加氢精制反应区的反应条件为：氢分压3.0～12.0MPa，优选 4.0～8.5MPa；反应温度300～450℃，优选330～410℃；氢油体积比 400～2000Nm³/m³，优选500～1500Nm³/m³；以新鲜料与回炼馏分之和计， 液时体积空速0.2～6.0h^-1，优选0.8～4.0h^-1。

所述的加氢裂化反应区的反应条件为：氢分压3.0～12.0MPa，优选 4.0～8.5MPa；反应温度为300～450℃，优选350～440℃；氢油体积比 400～2000Nm³/m³，优选500～1500Nm³/m³；以新鲜料与回炼馏分之和计， 液时体积空速0.2～6.0h^-1，优选0.5～2.5h^-1。

本发明所述方法在调整操作过程中，保持加氢精制反应区和加氢裂化 反应区在上述限定范围内，初始未形成回炼馏分时，以新鲜料计，之后逐 渐降低新鲜料进料量，提高回炼馏分进料量至要求值。回炼馏分超出限定 范围后，外甩部分回炼馏分，外甩回炼馏分可作为柴油产品。

所述的加氢精制催化剂是负载在复合氧化铝和/或复合氧化硅载体上 的VIII族非贵金属和/或VIB族非贵金属催化剂。所述加氢精制催化剂， 以氧化物计并以催化剂为基准，所述VIII族金属组分的含量为1-10重量％， 所述VIB族金属组分的含量为10-45重量％；所述VIII族金属组分为钴和 /或镍，VIB族金属组分为钼和/或钨。

优选的加氢精制催化剂组成为：以氧化物计并以催化剂总量为基准， 镍和/或钴的含量为1～10重％，钼和钨之和大于10～50重%，氟1～10重 %，其余为氧化铝-氧化硅。

另一个优选的所述加氢精制催化剂的载体为复合氧化铝载体，由含P1 和P2的拟薄水铝石组合物经焙烧得到，以拟薄水铝石组合物的总量为基 准，所述组合物中P1与P2的重量比为60:40-95:5，优选65:35-80:20；其 中，P1为1.1≤n1≤2.5的拟薄水铝石，优选P1为1.2≤n1≤2.2的拟薄水 铝石；P2为0.8＜n2＜1.1的拟薄水铝石，优选P2为0.85≤n2≤1.05的 拟薄水铝石；n(1或2)=D(1或2)(031)/D(1或2)(120)，所述D(1或2)(031) 表示P1或P2拟薄水铝石晶粒的XRD谱图中(031)峰所代表的晶面的晶 粒尺寸，D(1或2)(120)表示P1或P2拟薄水铝石晶粒的XRD谱图中(120) 峰的所在晶面的晶粒尺寸，所述031峰是指XRD谱图中2θ为34-43°的 峰，所述120峰是指XRD谱图中2θ为23-33°的峰，D=Kλ/(Bcos θ)， λ为靶型材料的衍射波长，B为校正过的衍射峰的半峰宽，2θ为衍射峰 的位置。

所述含P1和P2的拟薄水铝石组合物的焙烧温度为550-950℃，焙烧 时间1-12小时。

本发明提供的加氢精制催化剂中还可以含有磷和或氟，所述含有磷和/ 或氟，以元素计并以催化剂为基准，磷和/或氟的含量不超过10重量％。

本发明提供的加氢精制催化剂中还可以含有有机助剂，以所述催化剂 为基准，所述有机助剂的含量不超过20重量％，进一步优选不超过15重 量%。所述有机助剂为选自含氧或含氮有机化合物中的一种或几种，优选 的含氧有机化合物为选自有机醇和有机酸中的一种或几种；优选的含氮有 机化合物为选自有机胺中的一种或几种。例如，含氧有机化合物可以举出 乙二醇、丙三醇、聚乙二醇(分子量为200-1500)、二乙二醇、丁二醇、乙 酸、马来酸、草酸、氨基三乙酸、1,2-环己烷二胺四乙酸、柠檬酸、酒石酸、 苹果酸中的一种或几种，含氮有机化合物可以举出乙二胺、EDTA及其铵 盐等。

本发明中采用所述加氢精制催化剂后，可以将双环以上芳烃饱和成为 单环芳烃，同时可以有效保留单环芳烃，同时该加氢精制催化剂具有好的 加氢脱氮活性。与前述加氢精制催化剂相比，该加氢精制催化剂对双环以 上芳烃具有良好的芳烃饱和活性，对单环芳烃的加氢饱和性能相对较差。

所述的加氢裂化催化剂是负载在复合载体上的VIII族和/或VIB族非贵 金属催化剂，以氧化物计并以催化剂总量为基准，催化剂中沸石含量为 20-90重%，氧化铝10-80重%，第VIII族金属组分1-15%、第VIB族的金 属组分3-30%。

优选的所述的加氢裂化催化剂，以催化剂为基准，其组成为：沸石20-65 重%，氧化铝10-70重%，氧化镍2.5-10重%，氧化钨5-28重%，有机添加 物含量为0.1～40重％，所述有机添加物选自含氧或含氮的有机化合物中的 一种或几种。所述的加氢裂化催化剂具有优良的选择性裂化功能，适中的 加氢性能，对单环芳烃侧链断裂、四氢萘选择性开环及断侧链等反应有很 好的选择性，使柴油馏分中的单环芳烃发生选择性裂化反应生成苯、甲苯 等高辛烷值汽油组分，同时可避免高辛烷值组分过度饱和，达到改善汽油 馏分烃类组成，增加汽油馏分的辛烷值。

本发明的优点：

（1）本发明采用了一次通过工艺流程，加氢精制反应区和加氢裂化反 应区之间不设任何中间分离过程，加氢裂化全馏分产品经分馏设施后分离 得到回炼馏分返回至加氢精制反应区入口或返回至原料缓冲罐。与现有技 术相比，本发明根据劣质柴油原料N含量和芳烃含量来调整回炼馏分馏程 范围及回炼比例，通过回炼馏分改善加氢精制反应物烃类组成，达到促进 双环以上芳烃饱和、保留烷基苯类单环芳烃和四氢萘类单环芳烃的目的， 从而达到改善加氢裂化反应区进料烃类构成、改善汽油产品质量和收率的 目的。

（2）采用本发明提供的方法，加工N含量高于800μg/g的劣质柴油原 料时，可以采用一次通过工艺流程，且可以生产硫含量小于10μg/g、研究 法辛烷值93以上的汽油馏分，与现有采用一次通过流程的相似技术相比， 汽油收率可提高5%以上；同时可以生产硫含量小于10μg/g、十六烷值较 原料提高8个单位以上的清洁柴油调合组分。

附图说明

附图是本发明提供方法流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明。附图是本发 明提供的由劣质柴油生产高辛烷值汽油方法的流程示意图。图中省略了许 多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。

如附图所示，本发明提供的方法的工艺流程详细描述如下：

来自管线9的劣质柴油原料、或来自管线9的劣质柴油原料与来自管 线23的回炼馏分混合后，进入原料油缓冲罐1，经管线12、原料油泵2、 或与回炼馏分23混合后经管线13与来自管线10和管线25的氢气混合进 入第一反应器3，与加氢精制催化剂接触，进行脱硫、脱氮及适度芳烃饱 和反应。第一反应器3的反应流出物经管线14进入第二反应器4，在此与 加氢裂化催化剂接触进行反应。第二反应器4的反应流出物经管线15进入 冷高压分离器5进行汽液分离。冷高压分离器分离得到的酸性水由管线28 抽出。冷高压分离器5分离得到的富氢气体经管线24进入循环氢压缩机7， 经加压后由管线25抽出，一部分作为急冷氢26去第一反应器3的催化剂 床层间，一部分作为急冷氢27去第二反应器4的催化剂床层间，另一部分 作为循环氢与来自管线10的新氢混合后进入第一反应器3。冷高压分离器 5得到的液体产物经管线16进入冷低压分离器6进一步进行汽液分离，分 离所得气体经管线18排出装置，所得的液体产物经管线17进入分馏塔8 进行组分分离。塔顶物流经塔顶回流后，分离得到轻石脑油经管线19抽出； 分离所得的汽油馏分经管线20抽出；分离得到回炼馏分23返回至原料油 缓冲罐1或返回至第一反应器入口；分离的柴油馏分经管线22抽出。此外， 根据回炼馏分性质，一部分回炼馏分21可外甩后与塔底物流22混合出柴 油产品。

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发 明。

实施例中加氢精制催化剂A的商品牌号为RN-10，加氢精制催化剂B 的商品牌号为RS-1000，加氢精制催化剂C的制备过程和组成如下：

本发明实施例中所有拟薄水铝石的n值均采用XRD方法测定。XRD 测试在SIMENS D5005型X光衍射仪上进行，CuKα辐射，44千伏，40 毫安，扫描速度为2°/分钟。根据Scherrer公式：D=Kλ/(Bcosθ)(D为晶粒尺 寸，λ为靶型材料的衍射波长，B为校正过的衍射峰的半峰宽，2θ为衍射 峰的位置)，分别以2θ为23-33°峰的参数计算出(120)的晶粒大小为D(120)、 以2θ为34-43°峰的参数计算出(031)的晶粒大小为D(031)，并按公式 n=D(031)/D(120)计算出n值。

本发明实施例中所使用的1.1≤n≤2.5的拟薄水铝石P1制备方法如下：

在一个2升的反应罐中并流加入1000毫升浓度为48克氧化铝/升的三 氯化铝溶液和300毫升含200克氧化铝/升、苛性系数为1.58、山梨糖醇含 量为1.82克/升的偏铝酸钠溶液进行沉淀反应，反应温度为80℃、调节反 应物流量使得中和pH值为4.0，反应停留时间15分钟；在所得浆液中加 入浓度为5重量%的稀氨水调节浆液pH至10.0，并升温至80℃，老化3 小时，然后用真空过滤机进行过滤，待过滤完后，在滤饼上补充加入20升 去离子水(温度80℃)冲洗滤饼约30分钟。将洗涤合格的滤饼加入到1.5升 去离子水中搅拌成浆液，浆液用泵送入喷雾干燥器进行干燥，控制喷雾干 燥器出口温度在100-110℃范围，物料干燥时间约2分钟，干燥后得到水合 氧化铝P1。采用XRD表征，P1具有拟薄水铝石结构。采用XRD方法计 算得到P1的n值列于表1中。

本发明实施例中所使用的拟薄水铝石P2为山东铝业公司生产的商业 拟薄水铝石SD粉。采用XRD表征并计算得到P2的n值列于下表中。

称取100克拟薄水铝石P1和900克拟薄水铝石P2，混合后，用挤条 机挤成外接圆直径为1.4毫米的三叶草形条，120℃干燥4小时。取其中 300克，在600℃，通空气条件下焙烧处理8小时，制得载体S1，其中空 气流量为4.0标准立方米/千克.小时。

称取100克载体S1，用含仲钼酸铵6.3克、硝酸镍25.5克、偏钨酸铵 62.0克、磷酸11.0克和柠檬酸12.8克的水溶液82毫升浸渍1小时，120℃ 干燥3小时，170℃干燥6小时，得到加氢精制催化剂C。加氢精制催化剂 C中MoO₃、NiO、WO₃、P₂O₅和有机添加剂的重量含量分别为2.6％、3.3 ％、25.8％、3.4％和5.9％。

加氢裂化催化剂D的商品牌号为RHC-5，由中国石油化工股份有限公 司催化剂长岭分公司生产。

实施例中所用的原料油F和原料油G来自采用MIP技术的催化裂化装 置，其性质列于表1。从表1可以看出，原料F的总芳烃含量高达76.5质 量%以上，原料油F的双环和双环以上芳烃的含量高达46.9质量%，而十 六烷值仅为20.6；而原料G密度高达0.9630g/cm³，总芳烃含量高达88.0 质量%，其中双环和双环以上芳烃高达69.0质量%，十六烷值小于19.3， 两种原料均为高芳烃含量的劣质柴油馏分。

实施例1

原料油F与氢气一起进入第一反应区，与加氢精制催化剂A接触反应， 第一反应区的反应流出物不经任何中间分离进入第二反应区与加氢裂化催 化剂D接触、反应。反应后的流出物经冷却、分离和分馏后得到轻石脑油 馏分、汽油馏分、回炼馏分和柴油馏分。回炼馏分为200℃～240℃窄馏分， 回炼馏分比例占加氢裂化全馏分产品的15重量%。回炼馏分中总芳烃含量 为57质量％，单环芳烃含量为53质量%，其中30重量%返回加氢精制反 应器入口。以第一反应区的液相物流产品为基准，其总芳烃含量在75.0质 量%，单环芳烃含量增加到55.0质量%，第一反应区的液相物流的氮含量 为25.0μg/g。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

从表3可以看出，汽油馏分的硫含量小于10μg/g，汽油馏分研究法辛 烷值92.0，马达法辛烷值81.3；柴油馏分产品的实测十六烷值为32.0，与 原料相比，十六烷值提高12.4个单位，硫含量小于10μg/g。

实施例2

原料油G与氢气一起进入第一反应区，与加氢精制催化剂B接触反应， 第一反应区的反应流出物不经任何中间分离进入第二反应区与加氢裂化催 化剂D接触、反应。反应后的流出物经冷却、分离和分馏后得到轻石脑油 馏分、汽油馏分、回炼馏分和柴油馏分。回炼馏分为200℃～250℃窄馏分， 回炼馏分比例占加氢裂化全馏分产品的27重量%。回炼馏分中总芳烃含量 为67质量%，单环芳烃含量为62质量%，其中70重量%回炼馏分返回加 氢精制反应器入口。以第一反应区的液相物流为基准，其总芳烃含量在82 质量%，单环芳烃含量增加到73质量%，第一反应区的液相物流的氮含量 为30.0μg/g。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

从表3可以看出，汽油馏分产品的硫含量小于10μg/g，汽油馏分研究 法辛烷值94.8，马达法辛烷值83.1；柴油馏分产品的实测十六烷值为31.3， 与原料相比，十六烷值提高12个单位以上，硫含量小于10μg/g。

实施例3

原料油G与氢气一起进入第一反应区，与加氢精制催化剂C接触反应， 第一反应区的反应流出物不经任何中间分离进入第二反应区与加氢裂化催 化剂D接触、反应。反应后的流出物经冷却、分离和分馏后得到轻石脑油 馏分、汽油馏分、回炼馏分和柴油馏分。回炼馏分为200℃～260℃窄馏分， 回炼馏分比例占加氢裂化全馏分产品的38重量%。回炼馏分中总芳烃含量 为77质量％，单环芳烃含量为72质量％，全部回炼馏分返回加氢精制反 应器入口。以第一反应区的液相物流为基准，其总芳烃含量在87质量%， 单环芳烃含量增加到80质量%以上，第一反应区的液相物流的氮含量为 25.0μg/g。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

从表3可以看出，汽油馏分产品的硫含量小于10μg/g，汽油馏分研究 法辛烷值96.0，马达法辛烷值84.1；柴油馏分产品的实测十六烷值为33.8， 与原料相比，十六烷值提高14.5个单位以上，硫含量小于10μg/g。

表1

  原料油   F   G   密度（20℃），g/cm³  0.9340   0.9630   溴价，gBr/100g   10.8   -   硫，μg/g   7600   4300   氮，μg/g   1100   900   十六烷值   20.6   15.2   总芳烃含量，质量%   76.5   88.0   双环以上芳烃含量，质量%   46.9   69.0   馏程（ASTM D-86），℃   初馏点   206   202   10%   231   235   30%   255   256   50%   280   275   70%   311   302   90%   343   329   终馏点   365   350

表2

  实施例1   实施例2   实施例3   原料油   F   G   G   加氢精制/加氢裂化催化剂   A/D   B/D   C/D   回炼馏分，℃   200～240   200～250   200～260   加氢精制反应区：   氢分压，MPa   5.5   6.5   7.5   反应温度，℃   360   365   370   体积空速，h^-1  2.2   2.5   3.0   氢油体积比，Nm³/m³  800   1000   1400   加氢裂化反应区：   氢分压，MPa   5.5   6.5   7.5   反应温度，℃   390   400   410   体积空速，h^-1  1.2   1.8   2.4   氢油体积比，Nm³/m³  800   1000   1200

表3

  实施例1   实施例2   实施例3   轻石脑油馏分：   密度（20℃），g/cm³  0.632   0.636   0.635   馏程ASTM D-86，℃   IBP-FBP   45-62   48-61   45-60   汽油馏分性质：   密度（20℃），g/cm³  0.8165   0.8255   0.8301   硫含量，μg/g   <10   <10   <10   研究法辛烷值   92.0   94.8   96.0   马达法辛烷值   81.3   83.1   84.1   馏程ASTM D-86，℃   IBP   65   61   63   10%   112   115   111   30%   130   127   128   50%   145   143   144   70%   160   165   166   90%   180   184   181   FBP   203   205   204   柴油馏分性质：   密度（20℃），g/cm³  0.8850   0.8945   0.8836   硫含量，μg/g   <10   <10   <10   十六烷值   33.0   31.3   33.8   十六烷值提高值   12.4   16.1   18.6   馏程ASTM D-86，℃   IBP   204   202   201   10%   218   220   219   30%   232   235   233   50%   244   249   245   70%   284   270   268   90%   339   309   307   FBP   371   348   348