CN101314736B - 一种劣质原油生产高辛烷值汽油的方法 - Google Patents

Abstract

一种劣质原油生产高辛烷值汽油的方法，将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，特性因数K值小于12.5的原油经预热后引入到催化裂化反应系统中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和待生催化剂，反应油气送至分离系统，得到不同馏程的产物，将其中的全部或部分柴油引回到反应系统继续反应；待生催化剂经汽提、再生后循环使用。采用本发明提供的方法简化了流程，避免了现有技术中加工此类原油生成较多十六烷值很低的柴油的缺陷，提高了高辛烷值的汽油产品的产率，大大提高了此类劣质原油加工的经济性。

Description

一种劣质原油生产高辛烷值汽油的方法

技术领域

本发明涉及不存在氢的情况下、烃油的催化裂化过程，更具体地说，涉及一种采用含酸劣质原油生产高辛烷值汽油的方法。

背景技术

随着原油的不断开采，轻质原油资源逐渐减少，重质、劣质原油所占比例不断加大。世界原油质量总的趋势是变重、变劣。高硫含量、高酸值、高金属含量以及高残炭原油产量增长很快。据预测，世界劣质原油的产量将由现在的16％提高到2010年的20％。从我国油气资源来看，我国胜利、辽河、克拉玛依三个老油田均属于高酸值油田，除此之外，北疆原油酸值达4.5mgKOH/g，渤海原油酸值3.61mgKOH/g，我国在渤海湾发现的蓬莱油田部分油井的酸值更高达6.1mg KOH/g。国外高酸原油的产量近几年也发展很快，尤其是远东和西非地区。国际市场上高酸原油的数量也在不断增加，2004年比1984年世界上高酸原油产量增加了72.7％。2005年，世界高酸原油产量已经占原油总产量的5.5％。随着世界经济的增长以及石油资源的发现和开采增长缓慢，如何加工这些高酸劣质原油成为能源研究的热点。

原油中酸性物质是指无机酸、酚类、硫醇、脂肪羧酸和环烷酸等，环烷酸是原油中最主要的酸性氧化物，其含量占酸性氧化物的90％左右。原油中的石油酸含量采用总酸值(TAN)来表示。酸值是指中和1g试油所需的氢氧化钾毫克数[mg(KOH)/g]，研究表明石油中的酸值超过1mgKOH/g时，酸腐蚀会非常严重；原油中的酸值达到0.5mgKOH/g时就会对生产和炼制设备造成显著腐蚀，因此将原油中酸值超过0.5mgKOH/g称为高酸原油。在石油加工过程中，石油中的环烷酸可以直接与铁发生反应，造成炉管、换热器及其它炼油设备腐蚀；也可以与石油设备上的保护膜FeS发生反应，使金属设备露出新的表面，受到新的腐蚀。一般石油产品，如汽油、柴油、煤油质量指标中通常也有酸值要求，过高的酸值容易给最终用户带来同样的腐蚀问题。

目前，对高酸劣质原油的加工普遍的做法是和低酸原油进行混炼，但由于掺炼时，一般要求混合原油的酸值不超过0.5mgKOH/g，同时，由于高酸环烷基和低酸石蜡基原油中沥青质的非相容性，在极端情况下会在储罐和转油管线中引起沥青质灾难性沉积，因此其掺炼比例受到很大的限制。

另外文献中还采用物理吸附法、溶剂抽提法、热裂解法(包括催化热裂解法)和催化加氢法等进行原油脱酸，但这些方法还没有得到实际应用。

US5454936公开了一种物理吸附的原油脱酸方法，先将水油两性的固体吸附剂(如硅胶、氧化铝、石油焦和蒙脱粘土)粉碎成50～200nm的颗粒，分散到5～30wt％的水中，然后与原油在温度25～80℃的条件下充分混合形成油包水胶体，也可以直接与原油混合形成油包水胶体，再在超声波分离装置上，在温度25～250℃的条件下分成三相，上层为脱酸的原油，中间为固体悬浮物层，下层为水层，水层重复使用。该方法原油的脱酸率为90％，但是粉状颗粒与原油分离困难，不适用于高密度、高粘度的原油。

US5891325公开了一种进行多级热处理的原油脱酸方法。该方法采用多级反应器或同一反应器中多级反应，在一定温度和压力下分解部分石油酸，反应生成可挥发的石油酸、可挥发的石油烃和不可挥发的石油烃。用IIA族碱金属盐如CaO、Ca(OH)₂、CaCO₃、MgO等中和部分有机酸，在反应的同时用惰性气体吹扫反应体系，回收可挥发的石油烃。最后将可挥发性的石油烃和不易挥发的石油烃混合。此方法的热处理过程至少应包括两段反应，热处理过程形成的可挥发性组分部分循环回前一级反应，进行进一步热处理。

US5897769公开了一种催化加氢的原油脱酸方法，该方法采用载体为氧化铝的Ni-Mo或Ni-Co加氢精制催化剂，在氢分压2～3MPa和反应温度250℃的条件下，对高酸原油进行加氢精制，可将原油的总酸值2.6mgKOH/g降为0.15KOH/g。催化加氢的原油脱酸方法脱酸效果好，但其设备投资高，工艺投资大。

US6030523公开了一种溶剂抽提的原油脱酸方法，该方法用KOH、NaOH水溶液以液-液萃取方式对高酸含量原油进行脱钙脱酸，应用碳原子数为12～18的乙氧基醇酯类作破乳剂，采用了离心机和稳定沉降塔对抽提后的原油和水溶液进行分离。该方法原油脱酸率为100％，钙含量从800ppm降到32ppm，脱钙率达96％。但是该方法处理稠油时难以操作。

CN1827744A公开了一种直接采用催化裂化处理含酸原油的方法，将含酸原油通过催化裂化装置，脱除其中的所含石油酸，并使原油得到初步转化，通过该方法其脱酸率可以达到95％以上。对于K值小于12的环烷基原油来说，其胶质和环烷烃含量较高，直接采用催化裂化的方法进行加工处理，裂化转化率很低，会生成大量的柴油馏分。而这部分柴油馏分富含环烷烃类，其十六烷值很低，无法作为柴油的调和组分。经济效益不理想。

发明内容

本发明目的是通过采用催化裂化的方法脱除原油和馏分油中的石油酸，并将这种劣质的石油烃类转化为高附加值的石油产品。

一种劣质原油生产高辛烷值汽油的方法，将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，K值小于12.5的原油预热后引入到催化裂化反应系统中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和催化剂，油气送至分离系统，得到不同馏程的产物，将其中的全部或部分柴油引回到反应系统继续反应；反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。

本发明提供的方法中，所述的原油的总酸值大于0.5mgKOH/g、优选总酸值大于1.0mgKOH/g，原油的特性因数K值小于12.5、优选小于12.1、更优选小于11.8，对原油的胶质含量没有限制，可以处理胶质含量大于10重％的原油。

本发明提供的方法中，所述的催化裂化反应系统包含一个以上的反应器，反应器可以是提升管反应器和/或流化床反应器。其中提升管反应器可以是等直径的提升管也可以是变直径的提升管。所述的催化裂化反应系统优选包含1个或2个反应器的反应系统。

当所述的反应系统包含1个反应器时，全部或部分柴油引入原反应器中继续反应。本发明对柴油的进料方式没有限制，所述的柴油可以和进料的原油在反应器的同一位置引入；也可以单独在某位置引入反应器，而进料的原油在不同的位置引入；还可以一部分和进料的原油在反应器的同一位置引入，另一部分单独从反应器的不同位置引入。

当反应系统包含一个提升管反应器时，所述的催化裂化反应条件为：反应温度为480～600℃、优选490～580℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕、优选1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒、优选1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为3～20、优选4～15，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2、优选0.05～0.15。

当所述的反应系统包含两个反应器时，进料原油引入第一反应器进行反应，全部或部分柴油引入第二反应器中继续反应。本发明对所述的柴油和需要回炼的重油的进料方式和位置没有限制。可以将所述柴油引入第二反应器，而将重油引入第一反应器继续反应；也可以将所述柴油和重油混合后一同引入第二反应器；还可以将所述柴油引入第二反应器，而将重油在不同的位置也引入第二反应器。

当反应系统包含两个提升管反应器时，第一提升管反应器中所述的催化裂化反应条件为：反应温度为480～600℃、优选490～580℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕、优选1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒、优选1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为3～20、优选4～15，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2、优选0.05～0.15。第二提升管反应器中所述的催化裂化反应条件为：反应温度为470～600℃、优选480～580℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕、优选1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒、优选1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为2～20、优选3～15，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2、优选0.05～0.15。

本发明提供的方法中，优选将所述的分离系统分离出的全部或部分柴油馏分和氢气一起引入加氢精制反应器中，与加氢精制催化剂接触，并在氢分压为6～10MPa，反应温度为340～400℃，体积空速为0.5～1hr^-1的条件下反应后得到精制柴油，然后将精制柴油引入催化裂化反应系统中继续反应。

所述的加氢精制催化剂为其特征在于所述的加氢精制催化剂为在无定型氧化铝或硅铝载体上负载了VIB和/或VIII族金属的催化剂。

本发明提供的方法中，所述的催化剂包含10～50重％的沸石、5～90重％的无机氧化物和任选的粘土，粘土的含量为0～70重％。其中沸石选自氢Y、稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、超稳Y(USY)、稀土超稳Y(REUSY)中的一种或几种的混合物。无机氧化物为二氧化硅和/或三氧化二铝。粘土为高岭土和/或多水高岭土。

本发明提供的方法中，当所述的原油中含有2～500μg/g镍、1～10μg/g钒和1～500μg/g铁中的一种或几种，所述的催化剂还包括常规催化裂化装置上卸出的平衡剂。

本发明提供的方法的优点为：

将K值小于12.5、总酸值大于0.5mgKOH/g、胶质含量较高的劣质原油直接采用催化裂化的方法进行加工处理，同时将全部或部分柴油馏分通过二次转化裂化为富含环烷和芳烃的汽油馏分。简化了流程，避免了现有技术中加工此类原油生成较多十六烷值很低的柴油的缺陷，提高了高辛烷值的汽油产品的产率，大大提高了此类劣质原油加工的经济性。

附图说明

图1是本发明提供的方法使用一个提升管反应器的流程示意图。

图2是本发明提供的方法使用两个提升管反应器的流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图说明本发明提供的方法，但本发明并不因此受到任何限制。

如图1所示，反应系统包含一个提升管反应器4，该方法流程如下：热的再生催化剂经再生剂输送管线16进入提升管反应器4的底部，并在由管线1注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的烃油原料经管线2与来自管线3的雾化蒸汽和来自管线14的部分或全部柴油产品混合后，注入提升管反应器4，与热催化剂接触并在催化裂化反应条件下反应。反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后进入沉降器7，在沉降器7内反应油气与积炭的催化剂分离。反应油气经管线8送入后续分离系统9继续分离，进一步分离得到目的产物汽油、柴油、重油等(图中未标出)。分离后反应产物经管线10和11引出，回炼的重油经管线12引回反应器，部分或全部柴油产品通过管线14引入提升管反应器继续反应。而反应后积炭的催化剂进入汽提器6，汽提蒸汽经管线5注入，与积炭的催化剂逆流接触，将积炭的催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。汽提后的催化剂经待生剂输送管线15送入再生器18烧焦再生，含氧气体如空气经管线17注入再生器18，再生烟气经管线19引出。再生后的催化剂经再生剂输送管线16返回提升管反应器4循环使用。

如图2所示，反应系统包含两个提升管反应器4、13，热的再生催化剂经再生剂输送管线16进入第一提升管反应器4的底部，并在由管线1注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的劣质原油经喷嘴2雾化后，注入第一提升管反应器4，与热催化剂接触并在催化裂化反应条件下反应，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后进入沉降器7，在沉降器7内反应油气与积炭的催化剂分离。反应油气送入后续分离系统9分离，得到低碳烯烃、汽油、柴油、重油等(图中未标出)。而反应后积炭的催化剂进入汽提器6，汽提蒸汽经管线5注入，与积炭的催化剂逆流接触，将积炭的催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。汽提后的催化剂经待生剂输送管线15送入再生器18烧焦再生，含氧气体如空气经管线17注入再生器18，再生烟气经管线19引出。再生后的催化剂一部分经再生剂输送管线16返回提升管反应器4循环使用，另一部分通过再生剂输送管线20进入第二提升管反应器13，经管线22的输送介质作用下加速向上运动。反应分离后的部分柴油和部分重油经预热后从第二提升管反应器喷嘴21进入第二提升管内与催化剂接触反应。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。

实施例中所使用的催化剂由中国石油化工股份有限公司齐鲁石油化工公司催化剂厂工业生产，商品牌号为MLC-500；实验原料油为高酸、高胶质、高金属、环烷基劣质原油，其主要性质见表1。

实施例1

原料油为原油B，在连续反应-再生操作的中型提升管装置上进行催化转化反应。该提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米。

温度为700℃左右的再生催化剂经再生斜管进入提升管反应器底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。原料油经预热至200℃左右与雾化水蒸汽和柴油混合后，通过进料喷嘴进入到提升管反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应后油气、水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内油气和待生催化剂快速分离，分离后的油气经分馏塔进一步分离成气体产物、汽油、柴油和重油，将得到的柴油和原料油混合后从原料喷嘴注入提升管反应器继续反应。而待生催化剂经汽提、烧焦再生后再返回到提升管反应器中循环使用。主要操作条件和产品分布列于表2，产品中的汽油、柴油性质列于表3、表4。

对比例1

该对比例和实施例1的区别是没有柴油回注到反应体系。主要操作条件和产品分布列于表2，产品中的汽油、柴油性质列于表3、表4。

实施例2

实施例2和实施例1的区别为柴油在原油喷嘴上部通过独立的喷嘴注入反应体系。主要操作条件和产品分布列于表2，产品中的汽油、柴油性质列于表3、表4。

实施例3

实施例3与实施例1的区别为原料油为原油A，柴油在原油喷嘴上部通过独立的喷嘴注入反应体系。主要操作条件和产品分布列于表2，产品中的汽油、柴油性质列于表3、表4。

实施例4

原料油为原油A，连续反应-再生操作的中型反应系统包含两个提升管反应器，其中第一提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米，第二提升管反应器的内径为10毫米，高度为5米。

温度为700℃左右的再生催化剂经再生斜管分别进入第一、第二提升管反应器底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。原油预热至200℃左右后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴进入到提升管反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应，反应后的油气、水蒸汽和待生催化剂经反应器出口进入到沉降器内进行分离，分离后的油气进入分馏塔进一步分离成气体产物和液化气、汽油、柴油和重油，其中将得到的60％的柴油注入第二提升管反应器中继续反应；沉降器中分离得到的待生催化剂经汽提、烧焦再生后分别返回到第一、第二提升管反应器中循环使用；第二个提升管内反应后的油气和催化剂经提升管出口进入沉降器，在沉降器内进行反应油气与催化剂分离。实验的主要操作条件和产品分布列于表5，产品中汽油、柴油性质列于表6和表7。

对比例2

该对比例和实施例4不同的是没有柴油回注入到反应体系。实验的主要操作条件和产品分布列于表5，产品中汽油、柴油性质列于表6和表7。

实施例5

实施例5和实施例4的区别是反应器为提升管+流化床的形式，其中第一提升管反应器出口以上增加一段流化床反应段，该反应段的内径为64毫米，高度为0.3米。第一提升管反应器出口流出的反应油气和催化剂经流化床反应段反应后再进入沉降器进行分离。实验的主要操作条件和产品分布列于表5，产品中汽油、柴油性质列于表6和表7。

实施例6

实施例6和实施例4的区别是反应器采用提升管+流化床的形式，其中第一提升管反应器出口以上有一段流化床反应段，该反应段的内径为64毫米，高度为0.3米。第一、第二提升管反应器的出口均注入到流化床反应器内，第一、第二提升管反应器出口流出的反应油气和催化剂经流化床反应段反应后再进入沉降器进行分离。实验的主要操作条件和产品分布列于表5，产品中汽油、柴油性质列于表6和表7。

实施例7

实施例7和实施例4的区别是经分馏塔分离得到的柴油经加氢精制后，再将60％的精制柴油注入到第二反应器中继续反应。加氢精制的催化剂为RN-10，反应条件为：氢分压：6MPa，反应温度350℃，体积空速0.8h^-1、氢油比500。实验的主要操作条件和产品分布列于表5，产品中汽油、柴油性质列于表6和表7。

表1

 

原料油性质	原油A	原油B
			密度(20℃)，g/cm3	0.9334	0.9385
运动粘度，mm2/s(80℃)	30.9	26.18
			mm2/s	15.2	14.30
酸值，mgKOH/g	2.8	3.7
			凝点，℃	-10	-33
折光指数nD 70	1.495	1.5107
			残炭，重％	6.2	7.4
平均分子量	387	389
			K值	11.9	11.5
蜡含量，重％	5.0	3.6
			胶质，重％	16.0	15.6
沥青质，重％	0.1	0.4
			元素含量，重％
C	87.11	87.07
			H	12.3	11.83
S	0.3	0.45
			N	0.3	0.25
金属含量，μg/g
			Fe	47.6	11.5
Ni	28.9	27.0
			Ca	45.3	75.8
V	1.5	0.6
			Na	1.2	2.7
馏程，℃
			15～200℃	7.51	6.31
200～350℃	24.55	21.88
			350～500℃	32.44	32.70
>500℃	35.5	39.11

表2

表3

 

汽油性质	对比例1	实施例1	实施例2	实施例3
					密度(20℃)，g/cm3	0.7899	0.7991	0.7888	0.7786
酸度，mgKOH/100ml	0.4	0.2	0.2	0.1
					腐蚀	1b	2a	2a	2a
硫醇硫，μg/g	18	25	17	12
					碱性氮，μg/g	126	192	152	189
溴价，gBr/100ml	51.1	41.8	44.5	42.3
					诱导期，min	>1000	>1000	>1000	>1000
辛烷值：
					RON	92.4	96.8	96.6	97.1
MON	81.3	84.4	83.1	85.2
					烃族组成，重％
饱和烃	27.6	27.5	26.3	23.5
					烯烃	39.4	29.2	30.8	30.2
芳烃	33	43.3	42.9	46.3

表4

 

柴油性质	对比例1	实施例1	实施例2	实施例3
					密度(20℃)，g/cm3	0.9219	0.8883	0.907	0.9076
总酸值，mgKOH/g	<0.02	<0.02	<0.02	<0.02
					折光指数，nD 20		1.4794	1.4942	1.4929
平均分子量	188	164	169	183
					十六烷值，(实测)	21.4	19.7	19.4	21.4

表5

表6

 

汽油性质	对比例2	实施例4	实施例5	实施例6	实施例7
						密度(20℃)，g/cm3	0.7899	0.7890	0.7955	0.7990	0.7855
酸度，mgKOH/100ml	0.4	0.2	0.2	0.1	0.2
						腐蚀	1b	2a	2a	2a	2a
硫醇硫，μg/g	18	13	18	24	12
						碱性氮，μg/g	126	152	184	192	145
溴价，gBr/100ml	51.1	44.0	42.5	41.8	46.7
						诱导期，min	>1000	>1000	>1000	>1000	>1000
辛烷值：
						RON	92.4	96.6	96.8	97.1	95.8
MON	81.3	83.1	84.2	85.2	83.0
						烃族组成，重％
饱和烃	27.6	27.5	26.3	23.5	26.6
						烯烃	39.4	31.2	30.8	30.2	32.8
芳烃	33	41.3	42.9	46.3	40.6

表7

 

柴油性质

对比例2

实施例4

实施例5

实施例6

实施例7

 

密度(20℃)，g/cm3	0.9219	0.9010	0.907	0.9076	0.8999
						总酸值，mgKOH/g	<0.02	<0.02	<0.02	<0.02	<0.02
折光指数，nD 20		1.4912	1.4942	1.4950	1.4829
						平均分子量	188	180	181	183	175
十六烷值，(实测)	21.4	20.7	19.4	18.4	22.4

由对比例1、实施例1～4可见，对高酸、高金属、高胶质的环烷基劣质原油进行催化裂化处理后，得到的柴油的十六烷值为19.4～21.4，本发明提供的方法使柴油的产率降低约20个百分点，汽油产率增加约10个百分点，液化气产率增加约10个百分点，其中丙烯产率增加1～3个百分点，汽油的辛烷值(RON)提高4.2～4.7。大大提高了经济效益。

由对比例2、实施例5～8可见，对高酸、高金属、高胶质的环烷基劣质原油进行催化裂化处理后，得到的柴油的十六烷值为18.4～22.4，本发明提供的方法使柴油的产率降低约15～20个百分点，汽油产率增加约10～13个百分点，液化气产率增加约7～11个百分点，其中丙烯产率增加3～4个百分点，汽油的辛烷值(RON)提高4.2～4.7。大大提高了经济效益。

Claims (14)

1.一种劣质原油生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，特性因数K值小于12.5的原油经预热后引入到催化裂化反应系统中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和待生催化剂，反应油气送至分离系统，得到不同馏程的产物，将其中的全部或部分柴油引回到反应系统继续反应；待生催化剂经汽提、再生后循环使用。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的原油的总酸值大于1.0mgKOH/g，特性因数K值小于12.1。

3.按照权利要求2的方法，其特征在于所述的原油的特性因数K值小于11.8。

4.按照权利要求1、2或3的方法，其特征在于所述的催化裂化反应系统包含一个以上的反应器，反应器可以是提升管反应器和/或流化床反应器。

5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述的催化裂化反应系统包含1个提升管反应器，所述的全部或部分柴油引入原提升管反应器继续进行反应。

6.按照权利要求5的方法，其特征在于所述的催化裂化反应条件为：反应温度为480～600℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒，催化剂与进料原油的重量比为3～20，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2。

7.按照权利要求6的方法，其特征在于所述的催化裂化反应条件为：反应温度为490～580℃，反应压力为1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为4～15，水蒸汽与进料原油的重量比0.05～0.15。

8.按照权利要求4的方法，其特征在于所述的催化裂化反应系统包含2个提升管反应器，原油引入第一提升管反应器进行反应，所述的全部或部分柴油引入第二提升管反应器继续进行反应。

9.按照权利要求8的方法，其特征在于所述的催化裂化反应条件为：第一提升管反应器中反应温度为480～600℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒，催化剂与进料原油的重量比为3～20，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2；第二提升管反应器中反应温度为470～600℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒，催化剂与进料原油的重量比为2～20，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2。

10.按照权利要求9的方法，其特征在于所述的催化裂化反应条件为：第一提升管反应器中反应温度为490～580℃，反应压力1.5～3.5×10⁵帕，接触时间1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为4～15，水蒸汽与进料原油的重量比为0.05～0.15。第二提升管反应器中反应温度480～580℃，反应压力为1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为1～8秒，催化剂与进料原油的重量比为3～15，水蒸汽与进料原油的重量比为0.05～0.15。

11.按照权利要求1、2或3的方法，其特征在于将所述的分离系统分离出的全部或部分柴油馏分和氢气一起引入加氢精制反应器中，与加氢精制催化剂接触，并在氢分压为6～10MPa，反应温度为340～400℃，体积空速为0.5～1hr^-1的条件下反应后得到精制柴油，然后将精制柴油引入催化裂化反应系统中继续反应。

12.按照权利要求11的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂为在无定型氧化铝或硅铝载体上负载了VIB和/或VIII族金属的催化剂。

13.按照权利要求1、2或3的方法，其特征在于所述的催化剂中的活性组分选自氢Y、稀土Y、稀土氢Y、超稳Y、稀土超稳Y分子筛中的一种或几种的混合物。

14.按照权利要求1、2或3的方法，其特征在于所述的原油中含有2～500μg/g镍、1～500μg/g钒和1～500μg/g铁中的一种或几种，所述的催化剂还包括常规催化裂化装置上正常卸出的平衡剂。

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