CN102041079A

CN102041079A - 一种深拔蒽油的加氢转化方法

Info

Publication number: CN102041079A
Application number: CN2009101879246A
Authority: CN
Inventors: 许杰
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2009-10-16
Filing date: 2009-10-16
Publication date: 2011-05-04
Anticipated expiration: 2029-10-16
Also published as: CN102041079B

Abstract

本发明公开了一种深拔蒽油的加氢转化方法。该方法将深拔蒽油分馏成轻馏分和重馏分，轻馏分经加氢精制后分离，所得的液相精制生成油与重馏分进入加氢转化反应区，所得的加氢转化生成油分离出重馏分后，较轻的第一馏分进入加氢裂化反应区，得到的裂化产物经分馏系统，得汽油和柴油馏分。此方法将深拔蒽油加氢转化为轻质燃料油，为煤焦油提供了一种附加值更高的应用途径，而且经过优化流程，使装置操作平稳，装置运转周期长。

Description

一种深拔蒽油的加氢转化方法

技术领域

本发明涉及一种蒽油的加氢方法，特别是一种深拔蒽油加氢转化为轻质燃料油的方法。

背景技术

世界石油资源的日益匮乏，使得各种非常规石油资源加工生产轻质燃料油的技术成为热点，其中的技术之一是以煤基原料生产清洁燃料。

煤焦油是炼焦技术的副产品，蒽油是其蒸馏产物之一，一般地300～360℃馏分称作I蒽油，360～500℃馏分称作II蒽油，大于500℃馏分属沥青组分。近年来，煤焦油加氢在煤化工行业备受关注，加氢原料干点一般均小于500～550℃，沥青组分作为有待提高附加值的加工原料，目前仅用作电极和炭素原料，但经济性稍差(见“煤焦油沥青的开发利用及其前景”，《企业家天地》2007年第8期)。目前煤焦油加氢原料组成以芳烃为主，而且硫、氮、氧等杂质含量较高，以其生产轻质燃料油还需要进一步加工。

用加氢的方法处理煤焦油或其中部分馏分生产轻质燃料油已有报道。如CN1351130A介绍了一种煤焦油加氢生产柴油的方法，该方法是将煤焦油全馏分油蒸馏，将小于370℃的轻馏分进行加氢，重馏分不作为加氢原料，其所用催化剂为加氢精制催化剂和脱芳烃催化剂，主要是进行精制除杂质和芳烃饱和反应。此方法仅适用处理煤焦油中柴油以下的馏分，不能将煤焦油中的柴油以上的重馏分转化为轻质燃料油。

CN1464031A公开了一种煤焦油加氢处理工艺及催化剂，该工艺是采用加氢精制和加氢改质一段串联，由煤焦油生产优质石脑油和优质柴油。该工艺虽然根据煤焦油中氮、铁含量高的特点，专门选择了含钛的加氢精制催化剂，含氧化钛和分子筛的加氢改质催化剂，但由于煤焦油加氢生成的水会破坏分子筛催化剂的结构，使加氢改质催化剂的失活速度快，运转周期短。

CN101024780A以常规蒽油为原料，生产优质柴油，是采用加氢精制-加氢裂化一段串联流程，加氢精制过程中生成的氨和水对后续加氢催化剂活性稳定性产生不利的影响，影响装置的运转周期，不能加工深拔蒽油。

CN101033409A仍以常规蒽油为原料，虽采用了两段加氢工艺，加氢精制生成油分馏，将大于200℃馏分作为加氢裂化原料。该方法所得的精制生成油中氮含量＜400μg/g，然后与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应。CN1676583A的中高温煤焦油加氢裂化生产优质汽油、柴油和润滑油工艺，该过程是采用煤焦油经加氢精制后，进行分馏，所得的汽油、柴油和润滑油出装置，尾油进入加氢裂化反应器，经气液分离后，所得液相生成油与加氢精制生成油进入分馏塔。目前所用的加氢裂化催化剂通常要求进料中硫和氮杂质的含量，尤其对氮的要求最好在100μg/g以下，否则就会影响加氢裂化催化剂的活性和稳定性。CN101033409A精制生成油氮含量＜400μg/g，CN1676583A尾油直接进入加氢裂化反应器，此两种方法存在同样的问题：较难脱除的含氮化合物集中在作为加氢裂化进料的重馏分中，在常规的加氢精制催化剂和加氢条件下，很难使重馏分中的氮含量符合加氢裂化的进料要求。此两种方法也不能加工深拔蒽油。

发明内容

为了克服现有技术中的不足，本发明提供了一种深拔蒽油的加氢转化方法。此方法将深拔蒽油加氢转化为轻质燃料油，为煤焦油提供了一种附加值更高的应用途径，而且经过优化流程，使装置操作平稳，装置运转周期长。

本发明提供的深拔蒽油的加氢转化方法，包括：

(1)将深拔蒽油分馏成轻馏分和重馏分，切割点为400～430℃，

(2)所述的轻馏分进入加氢精制反应区，在氢气存在下，依次经过加氢保护催化剂、加氢精制催化剂接触进行反应，

(3)步骤(2)所得加氢精制产物经气液分离后，得到液相精制生成油与所述的重馏分一起进入加氢转化反应区，在氢气存在下，依次经加氢保护催化剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢转化催化剂接触进行反应，

(4)步骤(3)所得的加氢转化产物经气液分离后，所得的液相再经分馏得到第一馏分和第二馏分，第一馏分与第二馏分的切割点为480～550℃，所述的第一馏分为切割点以下的馏分，第二馏分为切割点以上的馏分，

(5)步骤(4)得到的第一馏分进入加氢裂化反应区分依次经加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行反应，所得加氢裂化产物进入分离系统得到汽油和柴油馏分。

步骤(4)所得的第二馏分引出装置可以作为催化裂化原料。

本发明所述的加氢是采用固定床加氢工艺。

所述的加氢精制反应区中，所用的加氢保护催化剂可以与加氢精制催化剂装填在同一反应器内，也可以单独采用一个反应器。

所述的加氢精制反应区中，所述的加氢保护催化剂和加氢精制催化剂的体积占加氢精制反应区催化剂总装填体积的2％～30％和70％～98％。

所述的深拔蒽油源于煤焦油，其性质如下：密度(20℃)大于1.0g/m³，一般为1.0～1.2g/m³，饱和分含量为1.0wt％以下，芳香分和胶质含量为90wt％以上，一般为90wt％～98wt％，初馏点为大于220℃，一般为220～260℃，干点为560～650℃，氮含量为1.0wt％～1.4wt％，氧含量为1.3wt％～2.0wt％。

本发明方法中，所述的加氢精制催化剂为常规的加氢精制催化剂或加氢裂化预处理催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝、含硅氧化铝或含硅和磷的氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m²/g，孔容为0.15～0.60ml/g。主要的催化剂有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996、FF-16、FF-26等。

所说的加氢精制反应区的操作条件为：反应温度350～390℃、氢分压12.0～18.0MPa、氢油体积比1000∶1～2500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1；优选操作条件为：反应温度350～380℃、氢分压14.0～16.0MPa、氢油体积比1300∶1～1500∶1和液时体积空速0.2～0.6h^-1。

本发明中所用的加氢保护催化剂可采用常规渣油加氢保护剂或渣油加氢脱金属催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，活性金属含量以氧化物计为0.5wt％～18wt％，优选组成如下：第VIB族金属含量以氧化物计为0.5wt％～15wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～8wt％，形状可以为空心圆柱体、三叶草状、四叶草或球状等。例如：抚顺石油化工研究院研发的FZC-103、FZC-200、FZC-100和FZC-102B渣油加氢催化剂。

本发明所述的液相精制生成油和深拔蒽油重馏分以重量比为1～3∶1混合进入加氢转化反应区，该混合油依次通过加氢保护催化剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢转化催化剂，上述催化剂装填按照沿反应物流流动方向，孔径依次减小、活性依次增加的顺序进行，其装填体积分别占加氢转化反应区催化剂总装填体积的5％～15％、10％～60％、10％～70％、10％～60％。上述催化剂可以装填在一个反应器内，也可以分别装填在不同的反应器内。

所述的加氢脱残炭催化剂，可采用现有技术中的重、渣油加氢脱残炭催化剂，所述的加氢脱残炭催化剂一般是以第VIB和VIII族金属为加氢活性组分，如W、Mo、Ni或Co中的两种或三种，优选为W、Mo和Ni，该催化剂最好含有助剂Si和Ti，以氧化铝为载体。以催化剂的重量为基准，WO₃ 16％～23％，MoO₃ 6％～13％，NiO 3％～8％，硅含量以SiO₂计为4～12％，优选为5～9％，钛氧化物含量为0.5～4％，优选为1～2％。该催化剂的性质如下：催化剂的孔容为0.40～0.55cm³/g，比表面积为120～180m²/g。本发明中优选采用两个加氢脱残炭催化剂床层，上游加氢脱残炭催化剂与下游加氢脱残炭催化剂的体积比为3～7∶7～3。上游催化剂床层中所用的加氢脱残炭催化剂的金属氧化物含量为25wt％～40wt％，平均孔直径为15～25nm，下部催化剂床层中的所用的加氢脱残炭催化剂的金属氧化物含量为28wt％～45wt％，平均孔直径为10～20nm。

本发明中加氢转化反应区所用的加氢转化催化剂可采用常规的重油或渣油加氢转化催化剂，主要是进行脱除硫和氮反应的同时进行加氢转化。该催化剂是以氧化铝为载体，以第VIII族和第VIB金属元素为活性组分，第VIII族活性金属组分为镍或钴，第VIB活性金属组分为钼或钨，以IVA族和IVB族元素为助剂，所述的IVA族元素为硅，所述的IVB族元素为钛和/或锆。比如可采用CN02109422.5中的渣油加氢转化催化剂，该催化剂的组成如下：第VIII族活性组分以氧化物计为5％～10％，第VIB族活性组分以氧化物计为20％～30％，SiO₂以重量计在催化剂的含量为2.0％～10.0％，TiO₂以重量计在催化剂的含量为0％～4.0％，优选为1.0～4.0％，ZrO₂为0％～8.0％，优选为2.0％～8.0％。该催化剂的性质如下：孔容为0.3ml/g～0.6ml/g，比表面积为150m²/g～270m²/g，平均孔径为6.0nm～10.0nm，孔径在4nm～15nm范围内的孔容积分率占孔直径在0nm～100nm范围内的孔容积分率为80％～90％，其中孔直径在5nm～10nm范围内的孔容积分率为65％～75％。

所述的加氢转化反应区的操作条件如下：反应压力为14～20MPa，反应温度为360～420℃，液时体积空速为0.1～0.6h^-1，氢油体积比为500～1500。

本发明方法中，步骤(4)得到的第一馏分进入加氢裂化反应区，依次经加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂，其装填体积分别占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的20％～60％和40％～80％。本发明为了脱除加氢裂化产物中硫醇和使部分未完全反应芳烃进一步饱和，在经加氢裂化催化剂下游装填后处理加氢精制催化剂，其装填体积为加氢裂化反应区催化剂总装填体积的5％～15％。

本发明方法中所述的加氢裂化催化剂可采用常规的一种或多种加氢裂化催化剂，一般以第VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。该催化剂的载体为氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的两种或多种，优选采用含分子筛和无定形硅铝的加氢裂化催化剂。本发明推荐组成如下(以催化剂的重量为基准)：Y分子筛或β分子筛10％～40％，无定形硅铝20％～60％，第VIB族加氢活性组分以氧化物计的含量为15％～40％，第VIII族加氢活性组分以氧化物计的含量为1％～10％，余量为小孔氧化铝；加氢裂化催化剂的性质如下：比表面为180～300m²/g，孔容为0.25～0.45ml/g。比如抚顺石油化工研究院研发的FC-14、ZHC-02、3974等加氢裂化催化剂。

所说加氢裂化反应区的操作条件为：反应温度340～400℃、氢分压12.0～18.0MPa、氢油体积比为1000∶1～2500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1；优选操作条件为：反应温度350～390℃、氢分压14.0～16.0MPa、氢油体积比为1300∶1～1500∶1和液时体积空速0.2～0.6h^-1。

本发明方法经过优化流程，不但可以加工深拔蒽油生产优质燃料油，又使装置操作平稳，装置运转周期长，具体如下：

1、将蒽油干点由500～550℃提高到560℃～650℃，使蒽油收率提高了约7％，拓展了煤焦油加氢的原料量，可使更多的煤焦油转化为轻质运输燃料，提高煤焦油的附加值。

2、本发明方法针对深拔蒽油的特点，选择适宜切割点，将其分为轻、重两馏分，轻组分经加氢精制后，产物中芳烃和胶质明显降低，将其与性质较差的重馏分混合进行加氢处理反应，这样一方面可有效降低重馏分中的芳烃、胶质和沥青质的浓度，有利于降低加氢转化反应区的温升，对装置长周期平稳操作有利；另一方面提高了加氢转化装置的利用率。

3、将精制后的生成油与重馏分混合后，混合油依次流经加氢保护剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢转化催化剂，加氢精制催化剂可降低混合油中的硫、氮和芳烃，在加氢精制催化剂和加氢转化催化剂之间增加加氢脱残炭催化剂床层，有利于脱除深拔蒽油中的残炭，保护了下游的加氢处理催化剂，延长了装置的运转周期，同时，也能使一部分芳烃加氢饱和，有利于进一步裂化，对提高轻质油收率有益。另外，原料依次经精制催化剂、脱残炭催化剂和加氢转化催化剂，可使反应放热均匀，避免加氢裂化床层温升过高，对装置的安全平稳操作有利。

4、考虑深拔蒽油加氢转化后第一馏分的组成及性质，可以选择两种类型的加氢裂化催化剂进行级配装填，可以充分利用不同构型分子筛的特点，并与无定形硅铝相配合，使深拔蒽油中加氢饱和后的芳烃开环，再适度裂解和/或异构化，可以高收率得到凝点小于-40℃的柴油馏分，同时副产清洁汽油馏分。

5、本发明在加氢裂化反应区中，在加氢裂化催化剂后加入少量的补充精制催化剂，此方法一方面可脱除产物中生成的硫醇，另一方面可使少量未反应完全的芳烃饱和，对提高柴油馏分十六烷值有利。

6、本发明方法中，加氢转化反应区采用加氢保护剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂及加氢转化催化剂级配装填，实现了深拔蒽油重馏分加氢转化轻质燃料油的目的，对延长装置运转周期有利，同时拓展了生产轻质燃料油的原料来源。

7、本发明方法中，将煤焦油更重些的馏分转化为清洁的轻质燃料油和催化裂化进料，对缓解石油供给紧张有意义。加氢转化后重馏分第二馏分可引出装置，避免重组分的累积，有利于装置长周期运转。

8、本发明的工艺方案灵活，可根据不同的产品需求，选择加工方案。

附图说明

图1为本发明流程示意图。

具体实施方式

下面结合图1对本发明方法进行说明。将深拔蒽油2在分馏塔3中分馏成轻馏分4和重馏分5，切割点为400～430℃，其中轻馏分4与氢气1混合，然后进入加氢精制反应区6进行反应，所得加氢精制产物经分离器8进行气液分离后，得到液相精制生成油9与重馏分5及氢气1混合后，进入加氢转化反应区10，所得的加氢转化产物11经分离器12进行气液分离后，所得的液相进入分馏塔13进行分馏，得到第一馏分14和第二馏分15，第一馏分与第二馏分的切割点为480～550℃，其中第一馏分为切割点以下的馏分，第二馏分为切割点以上的馏分。第一馏分14与氢气1进入加氢裂化反应区16，反应后所得加氢裂化产物17进入分离系统18得到汽油馏分19和柴油馏分20。第二馏分引出装置可以作为催化裂化原料。

下面的实施例将对本方法予以进一步说明，但并不仅限于此。

本发明实施例所用的加氢脱残炭催化剂制备如下：

称取298g Si-Al₂O₃(干基67w％，二氧化硅含量为13w％)粉，粉末状活性炭20.5g、田菁粉5g，将其混合均匀，加入由208g水、22.0g含17wt％TiCl₃的TiCl₃溶液与22g乙酸混合而成的酸性溶液，混捏1.5小时，所得可塑体，挤条机制挤成Φ2.58～2.64mm的异型条形物，此条形物在108℃下干燥4小时，在480℃下焙烧4小时。用常规方法浸渍活性金属，钼、钨和镍，然后在80℃下干燥3小时，在500℃下焙烧3小时，即制成催化剂HDC-1。该催化剂的组成和理化性质见下表1。

称取298g Si-Al₂O₃(干基67w％，二氧化硅含量为19w％)粉，田菁粉5g，将其混合均匀，加入由188g水、43.0g含17wt％TCl₃的TiCl₃溶液与22g乙酸混合而成的酸性溶液，混捏1.5小时，所得可塑体，挤条机制挤成Φ1.10～1.35mm的异型条形物，此条形物在108℃下干燥4小时，在960℃下焙烧4小时。用常规方法浸渍活性金属，钼、钨和镍，然后在120℃下干燥2小时，在550℃下焙烧3小时，即制成催化剂HDC-2。该催化剂的组成和理化性质见下表1。

表1加氢脱残炭催化剂的组成及性质

催化剂	HDC-1	HDC-2
			组成，％(质量分数)
WO₃	18	20
			MoO₃	8	11
NiO	5	5
			SiO₂	6	9
TiO₂	1	2
			Al₂O₃	余量	余量
性质
			比表面积，m²/g	138	175
平均孔径，nm	18.4	11.8

实施例1～3

所用深拔蒽油轻馏分和重馏分性质见表2和表4。实施例流程见图1。加氢精制反应区采用两个反应器，第一反应器内装加氢保护剂FZC-103，第二加反应器加氢精制催化剂3936，实施例中，FZC-103与3936体积比如下：15∶85。反应所得的结果见表3。

表2深拔蒽油轻馏分性质

原油名称	深拔蒽油轻馏分(＜430℃)
		馏程/℃
IBP/10％	200/224
		30％/50％	260/320
70％/90％	367/392
		95％/EBP	410/441
密度(20℃)/g·cm^-3	1.01

S/μg·g^-1	5300
		N/μg·g^-1	12000
四组分*，％(质量分数)
		饱和分	0.57
芳香分	78.39
		胶质	21.14
沥青质	0.3

*四组分是采用SH/T 0509-1992标准方法测定。

表3加氢精制反应区的工艺条件及精制生成油性质

方案	实施例1	实施例2	实施例3
				加氢保护剂	FZC-103	FZC-103	FZC-103
加氢精制催化剂	3936	3936	3936
				工艺条件
氢分压/MPa	12.0	13.5	15.0
				一反/二反温度/℃	360～365/385～390	370～375/370～375	350～355/390～395
一反/二反空速/h^-1	0.4/0.3	0.3/0.6	0.6/0.2
				氢油体积比	1500	1400	1200
精制生成油性质
				密度(20℃)/g·cm^-3	0.9345	0.9270	0.9210
硫含量/μg·g^-1	160	150	140
				氮含量/μg·g^-1	96	80	77

表4深拔蒽油重馏分性质

实施例4

混合油I进入加氢转化反应区，其中加氢保护催化剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢转化催化剂的体积比为8∶30∶35∶27，其中所用的加氢保护催化剂为FZC-100和FZC-102B，其体积比为1∶2，加氢精制催化剂采用3936，所用加氢脱残炭催化剂HDC-1与HDC-2的装填体积比为4∶6，加氢转化催化剂如CN02109422.5实施例1所得的催化剂记为ZH1。上述催化剂的装填次序如下：FZC-100、FZC-102B、3936、HDC-1、HDC-2、ZH1。其性质见表5。

表5加氢转化催化剂的组成及性质

本实施例中，加氢转化反应区的工艺条件如下：反应压力为16MPa，反应温度为390～400℃，液时体积空速为0.3h^-1，氢油体积比为1000，运转500小时和5000小时后的反应结果见表6。其中加氢转化后的产物，分馏为第一馏分(称为加氢裂化原料I)与第二馏分，切割点为500℃。

实施例5

与实施例4相比，将原料换为混合油II，将所用加氢脱残炭催化剂HDC-1与HDC-2的装填体积比变为5∶5，其余与实施例4相同，反应结果见表6。其中加氢转化后的产物，分馏为第一馏分(称为加氢裂化原料II)与第二馏分，切割点为500℃。

表6重馏分加氢处理结果

实施例6～实施例8

实施例4和实施例5得到第一馏分进入加氢裂化反应区，所采用的工艺条件和产品性质见表7和表8。

表7加氢裂化反应区的工艺条件

表8产品性质

Claims

1.一种深拔蒽油的加氢转化方法，包括：

(1)将深拔蒽油分馏成轻馏分和重馏分，切割点为400～430℃，

(4)步骤(3)所得的加氢转化产物经气液分离后，所得的液相再经分馏得到第一馏分和第二馏分，第一馏分与第二馏分的切割点为480～550℃，

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的步骤(4)所得的第二馏分引出装置作为催化裂化原料。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的深拔蒽油源于煤焦油，其性质如下：密度(20℃)大于1.0g/m³，饱和分含量为1.0wt％以下，芳香分和胶质含量为90wt％以上，初馏点为220～260℃，干点为560～650℃，氮含量为1.0wt％～1.4wt％，氧含量为1.3wt％～2.0wt％。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢是采用固定床加氢工艺。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢精制反应区中，所述的加氢保护催化剂和加氢精制催化剂的体积占加氢精制反应区催化剂总装填体积的2％～30％和70％～98％。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝、含硅氧化铝或含硅和磷的氧化铝为载体，以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m²/g，孔容为0.15～0.60ml/g。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所说的加氢精制反应区的操作条件为：反应温度350～390℃、氢分压12.0～18.0MPa、氢油体积比1000∶1～2500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所用的加氢保护催化剂为渣油加氢保护剂或渣油加氢脱金属催化剂。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所用的加氢保护催化剂以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为0.5wt％～15wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～8wt％。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的液相精制生成油和深拔蒽油重馏分以重量比为1～3∶1混合进入加氢转化反应区。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢转化反应区中，加氢保护催化剂、加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢转化催化剂是按照沿反应物流流动方向，孔径依次减小、活性依次增加的顺序进行，其装填体积分别占加氢转化反应区催化剂总装填体积的5％～15％、10％～60％、10％～70％、10％～60％。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢脱残炭催化剂，采用重、渣油加氢脱残炭催化剂。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢脱残催化剂以催化剂的重量为基准，WO₃ 16％～23％，MoO₃ 6％～13％，NiO 3％～8％，硅含量以SiO₂计为4～12％，钛氧化物含量为0.5～4％，余量为氧化铝；该催化剂的性质如下：催化剂的孔容为0.40～0.55cm³/g，比表面积为120～180m²/g。

14.按照权利要求13所述的方法，其特征在于所述的加氢脱残催化剂采用两个加氢脱残炭催化剂床层，上游加氢脱残炭催化剂与下游加氢脱残炭催化剂的体积比为3～7∶7～3，上游催化剂床层中所用的加氢脱残炭催化剂的金属氧化物含量为25wt％～40wt％，平均孔直径为15～25nm，下部催化剂床层中所用的加氢脱残炭催化剂的金属氧化物含量为28wt％～45wt％，平均孔直径为10～20nm。

15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢转化催化剂采用重油或渣油加氢转化催化剂。

16.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢转化催化剂的组成如下：以催化剂的重量为基准，第VIII族活性组分以氧化物计为5％～10％，第VIB族活性组分以氧化物计为20％～30％，SiO₂含量为2.0％～10.0％，TiO₂含量为0％～4.0％，ZrO₂含量为0％～8.0％；该催化剂的性质如下：孔容为0.3ml/g～0.6ml/g，比表面积为150m²/g～270m²/g，平均孔径为6.0nm～10.0nm，孔径在4nm～15nm范围内的孔容积分率占孔直径在0nm～100nm范围内的孔容积分率为80％～90％，其中孔直径在5nm～10nm范围内的孔容积分率为65％～75％。

17.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢转化反应区的操作条件如下：反应压力为14～20MPa，反应温度为360～420℃，液时体积空速为0.1～0.6h^-1，氢油体积比为500～1500。

18.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢裂化反应区中，加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的装填体积分别占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的20％～60％和40％～80％。

19.按照权利要求1或18所述的方法，其特征在于在加氢裂化催化剂下游装填后处理加氢精制催化剂，其装填体积为加氢裂化反应区催化剂总装填体积的5％～15％。

20.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢裂化催化剂采用含分子筛和无定形硅铝的加氢裂化催化剂。

21.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢裂化催化剂组成如下，以催化剂的重量为基准：Y分子筛或β分子筛10％～40％，无定形硅铝20％～60％，第VIB族加氢活性组分以氧化物计的含量为15％～40％，第VIII族加氢活性组分以氧化物计的含量为1％～10％，余量为小孔氧化铝；加氢裂化催化剂的性质如下：比表面为180～300m²/g，孔容为0.25～0.45ml/g。

22.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所说加氢裂化反应区的操作条件为：反应温度340～400℃、氢分压12.0～18.0MPa、氢油体积比为1000∶1～2500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1。