CN102369261B - 烷基苯的生产方法及其使用的催化剂 - Google Patents

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Abstract

公开了一种有效生产具高附加值的烷基苯方法以及用于该方法的催化剂，其中所述生产方法抑制伴随由1.5-环芳烃的分解反应导致的在催化剂上的碳沉积的活性降低，还抑制过量分解和过量核氢化。所述烷基苯的生产方法结合烃油原料油和加氢裂化催化剂，其中所述烃油原料油包含小于20体积％的烷基苯、小于30体积％的二环芳烃和至少25体积％的1.5-环芳烃，所述加氢裂化催化剂包含具有最高布氏酸强度在110kJ/mol以上至140kJ/m ol以下的固体酸。

Description

烷基苯的生产方法及其使用的催化剂
技术领域
本发明涉及用于有效生产具高附加值的烷基苯的方法，以及为此使用的催化剂，其中所述方法通过引起适当的加氢裂化反应而不引起不必要的核氢化来允许发生最小环烷开环反应。 
背景技术
在石油精制领域，烷基苯如苯、甲苯和二甲苯(BTX)已通过催化重整工艺来生产。催化重整反应基本上不引起原料油的碳原子数的改变。已经尝试将具有碳原子数多的重油转换为轻油(例如，汽油馏分)。已知固体酸作为降低原料油碳原子数的裂化反应用的催化剂。 
例如，专利文献1和2公开了使用包含钼与β沸石或元素周期表中第VIII或第VI族金属与超稳Y沸石作为固体酸的催化剂来改良轻循环油(LCO)的方法。然而，该方法旨在生产汽油，而没有选择性地生产BTX等。当分离BTX等作为产品时，通过该方法生产的烷基苯的量不充分。 
专利文献3、4和5公开了使用具有特定酸度的固体酸生产润滑剂基础油或中间馏分的方法，所述固体酸包含超稳Y沸石、无定形裂化组分和元素周期表中第VIII或第VI族金属。然而，尚未公开从具有一个苯环和一个环烷环的1.5-环芳烃有效生产烷基苯的方法。 
专利文献6公开了通过加氢裂化具有40质量％以上芳烃含量的石油烃来生产高辛烷汽油共混组分的方法，所述方法使用通过使包含具有0.5μm以下粒径、80体积％以上量的颗粒的结晶性铝硅酸盐沸石上负载具有加氢活性的元素周期表中第VIII和第 VI族金属而获得的催化剂。然而，该方法旨在生产汽油共混组分，并没有选择性生产烷基苯。此外，由于具有用所谓的Z SM-5表示的MFI结构的结晶性铝硅酸盐沸石具有高达140kJ/mol以上的最高酸强度，所以由于裂化率高造成汽油收率低于70体积％和反应液收率低。 
本发明的发明人提出了在沸石催化剂存在下通过加氢裂化多环芳烃选择性地生产单环芳烃的方法(专利文献7)，以及在沸石催化剂存在下通过加氢裂化由精制重烃获得的精制油生产烷基苯的方法(专利文献8)。然而，专利文献7公开的方法是从具有两个以上环的芳烃(例如，萘环)生产烷基苯。由于专利文献8中使用的加氢裂化催化剂具有的布氏酸( acid)的最高酸强度高，所以仅生产小量的烷基苯。因此，已期望烷基苯的产量增加。 
引文列表 
专利文献1：WO1995/010579 
专利文献2：美国专利5,219,814 
专利文献3：JP-T-2006-505671 
专利文献4：JP-T-2006-505676 
专利文献5：日本专利4116617 
专利文献6：JP-A-2008-127541 
专利文献7：WO2007/135769 
专利文献8：JP-A-2008-297452 
发明内容
发明要解决的问题
本发明的目的是提供用于由具有一个苯环和一个环烷环的1.5-环芳烃生产具有高附加值的烷基苯的方法及为此使用的催 化剂，所述方法在抑制过量加氢裂化和核氢化并防止由于加氢裂化反应期间碳沉积造成的催化活性降低的同时，具有高收率和高转换效率。 
用于解决问题的方案
本发明人进行了广泛的研究以实现上述目的。结果，本发明人发现可通过利用包含与具有强酸性的固体酸(例如，ZSM-5或Y沸石)相比具有适当酸度的固体酸(例如，β沸石)的加氢裂化催化剂来选择性地获得目标开环产物。本发明人还发现可通过利用具有小粒径的沸石以高转化率将1.5-环芳烃转换成烷基苯，这是因为每单位重量的固体酸外表面上的酸中心数由沸石的粒径决定和可通过适当选择沸石来调节酸中心的强度。这些发现导致了本发明的完成。 
特别地，本发明提供以下： 
(1)一种生产烷基苯的方法，其包括使烃油原料油与加氢裂化催化剂接触，其中所述烃油原料油包含含量小于20体积％的烷基苯、含量小于30体积％的二环芳烃和含量为25体积％以上的1.5-环芳烃，所述加氢裂化催化剂包括布氏酸的最高酸强度为110kJ/mol以上至小于140kJ/mol的固体酸。 
(2)根据(1)所述的方法，其中所述固体酸为具有平均粒径小于0.7μm的β沸石颗粒。 
(3)根据(2)所述的方法，其中所述包含于加氢裂化催化剂中的β沸石颗粒具有50nm以下的平均结晶直径。 
(4)根据(1)至(3)任一项所述的方法，其中所述烃油原料油是通过氢化包含30体积％以上含量的二环芳烃的烃油原料油以使所述二环芳烃的含量减为小于30体积％所获得的馏分。 
(5)一种加氢裂化催化剂，其包括具有布氏酸的最高酸强度为110kJ/mol以上至小于140kJ/mol的固体酸并用于根据(1)至(4)任 一项所述的方法。 
(6)根据(5)所述的加氢裂化催化剂，其中所述固体酸为具有平均粒径小于0.7μm、平均结晶直径50nm以下的β沸石颗粒。 
发明的效果
根据本发明，当由具有一个苯环和一个环烷环的1.5-环芳烃生产烷基苯(例如，BTX)时，可通过利用包含具有适度酸度的固体酸(例如具有小粒径和作为活性物质在外表面上的大量酸中心的沸石)的加氢裂化催化剂改进开环活性，从而可在温和条件下高浓度生产具高附加值的烷基苯。这使得抑制沉积于催化剂上的含碳物质(carbonaceous substance)的生成成为可能，从而可长期保持催化剂活性。 
附图说明
图1示出在实施例中使用的催化剂D中包含的沸石的SEM照片。 
图2示出在实施例中使用的催化剂E中包含的沸石的SEM照片。 
图3示出在催化剂D中使用的沸石的SEM照片。 
图4示出在催化剂E中使用的沸石的SEM照片。 
具体实施方式
本文使用的术语“烷基苯”是指通过用0至6个饱和烃基取代苯的氢所获得的化合物。把通过用饱和烃基取代苯的氢所获得的化合物学术上称作烷基苯。本文使用的术语“烷基苯”还包括未取代的苯。用于取代苯的氢的饱和烃基通常为具有1至4个碳原子的低级烷基。本文使用的术语“1.5-环芳烃”是指分子中包括一个芳环和一个饱和环烷环的化合物，例如萘满(1，2，3，4-四氢化 萘)、茚满(2，3-二氢化茚)和环己基苯。本文使用的术语“1.5-环芳烃”还包括其中芳环和/或环烷环的氢被烃基取代的化合物。可把萘满和烷基萘满共同称作萘满，可把茚满和烷基茚满共同称作茚满，可把环己基苯和烷基环己基苯共同称作环己基苯。注意，本文使用的术语“多环芳烃”是指包括两个以上芳环的烃(即，稠环或多个结合的单环)。包含两个芳环的烃称作二环芳烃。 
以下，描述与烃油原料油、预处理步骤、加氢裂化反应和加氢裂化催化剂相关的根据本发明一个实施方案的生产烷基苯的方法，生产加氢裂化催化剂的方法和分离加氢裂化油的方法。 
烃油原料油 
根据本发明一个实施方案的烃油原料油具有小于20体积％、优选小于15体积％并特别优选小于10体积％的烷基苯含量，小于30体积％、优选小于25体积％并特别优选小于20体积％的二环芳烃含量，和25体积％以上、优选30体积％以上并特别优选40体积％以上的1.5-环芳烃含量。 
如果所述烃油原料油具有20体积％以上的烷基苯含量、30体积％以上的二环芳烃含量和小于25体积％的1.5-环芳烃含量，则可能无法高产地获得目标烷基苯。 
烃油原料油可适当地选自以下物质：通过常压蒸馏原油获得的馏分、通过减压蒸馏常压残渣(atmospheric residue)获得的减压瓦斯油、通过重油裂化加工(例如，催化裂化器和热裂化器)获得的馏出物(如由催化裂化器获得的催化-裂化油(特别是LCO)和由热裂化器(例如，焦化器或减粘裂化炉(visbreaker))获得的热裂化油)、由乙烯裂化器(ethylene cracker)获得的乙烯裂化器重质残渣、由催化重整器(reformer)获得的催化重整油、通过将催化重整油进行抽提、蒸馏或膜分离获得的富含芳族的催化重整 油、由生产润滑剂基础油的芳烃萃取器获得的馏分、由溶剂脱蜡装置(solvent dewaxing unit)获得的富含芳族的馏分和通过氢化处理此馏分获得的馏分等，以使烃油原料油具有上述组成。注意，本文使用的表述“富含芳族”意思是指由催化重整器获得馏分，并且所述馏分包含大于50体积％的具有10个以上碳原子的芳族化合物。通过精制常压残渣、减压残渣、脱蜡油、油砂、油页岩、煤或生物质等的脱硫加工或加氢转换加工(例如，重油裂化加工如H-Oil加工或OCR加工，或使用超临界流体的重油裂化加工)获得的馏出物等也被用作烃油原料油，只要所述烃油原料油具有上述组成即可。 
通过适当组合多个上述精制装置获得的馏出物也可用作烃油原料油。这些烃油可单独使用，或可组合使用，只要所述原料油具有小于20体积％的烷基苯含量、小于30体积％的二环芳烃含量和25体积％以上的1.5-环芳烃含量即可。 
在这些烃油原料油之中，优选催化裂化油、热裂化油、减压瓦斯油、乙烯裂化器重质残渣、催化重整油、通过用超临界流体裂化获得的油或其氢化处理油，特别优选轻循环油(LCO)的氢化处理油。 
当所述烃油原料油具有30体积％以上的二环芳烃含量时，可提前使所述烃油原料油氢化，以使所述二环芳烃经核氢化作用转换成1.5-环芳烃。 
在这种情况下，不特别限制氢化处理，但优选通过使用下述与预处理步骤相关的方法进行。 
萘满和茚满(即，1.5-环芳烃)分别具有207℃和176℃的沸点，萘(即，二环芳烃)具有218℃的沸点。优选烃油原料油具有10体积％以下的具有沸点低于175℃的馏分和90体积％以上(更优选95体积％以上)具有沸点170℃以上的馏分。因此，优选烃油 原料油具有100至175℃、更优选140至175℃、还更优选150至170℃的10％馏出温度，和具有230至600℃、更优选230至400℃、还更优选230至320℃和特别优选265至300℃的90％馏出温度。 
在使用石油馏分作为烃油原料油的情况下，所述石油馏分通常包括含量约0.1至约0.3重量％的氮和含量约0.1至约3重量％的硫，它们是加氢裂化反应的反应抑制剂。所述石油馏分包括苯并噻吩、二苯并噻吩和硫化物作为主要硫化合物。然而，在本发明使用的烃油原料油的沸点范围内，存在许多苯并噻吩和二苯并噻吩。因为二苯并噻吩由于电子离域(electronically delocalization)而稳定且不易氢化裂化，所以优选用于本发明的烃油原料油具有低二苯并噻吩含量。 
烃油原料油中的硫含量和氮含量可通过下述预处理来降低。烃油原料油中的硫含量优选500重量ppm以下，更优选100重量ppm以下，特别优选50重量ppm以下。烃油原料油的氮含量优选50重量ppm以下，更优选20重量ppm以下，特别优选10重量ppm以下。 
预处理步骤 
本发明中，各种烃油原料油可如上所述来使用，但其中硫化合物含量和氮化合物含量也变化。如果硫化合物含量和氮化合物含量也高，那么加氢裂化催化剂可能不完全发挥其功能。因此，优选通过已知的方法预先降低烃油原料油中的硫含量和氮含量作为预处理步骤。预处理步骤的实例包括氢化处理、吸附分离(adsorption separation)、吸收分离(sorption separation)和氧化等。在这些中，优选氢化处理。在氢化处理工艺的情况下，优选在以下条件下使加氢裂化原料油与氢化处理催化剂接触：在氢存在下，温度150至400℃、更优选200至380℃，还更优选250至360℃，压力1至10MPa、更优选2至8MPa，液时空速 (LHSV)0.1至10.0h-1、更优选0.1至8.0h-1、还优选0.2至5.0h-1，和氢/烃比100至5000Nl/l，更优选150至3000Nl/l。 
通过上述氢化处理工艺，硫含量优选降低至500重量ppm以下、更优选100重量ppm以下、特别优选50重量ppm以下，氮含量优选降低至50重量ppm以下、更优选20重量ppm以下、特别优选10重量ppm以下。注意，由于氢化处理工艺，芳环也在脱硫和脱氮期间氢化。本发明中多环芳烃量的减少不引起问题。然而，单环芳烃量的减少是不期望的。因此，选择反应条件以使多环芳烃氢化为单环或1.5-环芳烃。为此，优选控制反应条件以使反应后总芳烃含量与反应前总芳烃含量的体积比为0.90以上，更优选0.95以上，还更优选0.98以上。 
不特别限定用于预处理步骤的氢化处理催化剂。优选使用在耐热性氧化物载体上负载选自元素周期表中6族金属或8族金属中的至少一种金属的催化剂。此类催化剂的具体实例包括在选自氧化铝、二氧化硅、氧化硼(boria)和沸石中的至少一种载体上负载选自元素周期表中作为6族金属和8族金属的钼、钨、镍、钴、铂、钯、铁、钌、锇、铑和铱中的至少一种金属的催化剂。氢化处理催化剂可任选地例如预先干燥、还原或硫化。氢化处理催化剂优选基于加氢裂化催化剂的量以10至200体积％的量用在预处理步骤中。如果氢化处理催化剂的量小于10体积％，可能不能充分地移除硫。如果氢化处理催化剂的量超过200体积％，可能需要大型设备，并且可能降低加工效率。预处理步骤和加氢裂化步骤可使用设有各催化剂床(catalyst bed)的单一反应器来进行，或可使用不同反应器进行。可在催化剂床之间提供氢供给管线，并在其上游提供产物气体排出管线以使可移除产物气体并可提供新鲜氢气以促进反应。所述预处理步骤和加氢裂化步骤可使用不同装置进行。 
加氢裂化反应 
根据本发明一个实施方案的加氢裂化烃油原料油的方法包括在氢存在下，使烃油原料油与加氢裂化催化剂(以下详细描述)接触，以从包括大量1.5-环芳烃的烃油原料油中选择性地生产烷基苯。具体地，使烃油原料油的环烷环打开以获得烷基苯，此外，获得包括多种轻质烃馏分的加氢裂化油。 
优选通过加氢裂化反应获得的加氢裂化油中的烷基苯含量尽可能高。具体地，优选加氢裂化油中烷基苯的含量比烃油原料油中烷基苯的含量高15体积％以上，更优选17体积％以上，还更优选19体积％以上。优选加氢裂化油中的BTX收率比烃油原料油中的BTX含量高4重量％以上，更优选5重量％以上，特别优选6重量％以上。注意，所述术语“BTX收率”是指包含于加氢裂化油中的苯、甲苯和二甲苯的总收率。加氢裂化油中的1.5-环芳烃如萘满和茚满的总含量为30体积％以下，优选28体积％以下，特别优选27体积％以下。加氢裂化油中的两个以上环的芳烃的总含量为1体积％以下，优选0.5体积％以下，特别优选0.3体积％以下。 
加氢裂化油的收率(反应液收率)优选70体积％以上，更优选75体积％以上，特别优选80体积％以上。如果反应液收率小于70体积％(即，加氢裂化反应已发生至很大程度)，则经济效益可能降低，并且由于加氢裂化反应期间催化剂上沉积的碳而导致催化剂可能无活性。注意，所述术语“反应液收率”是指在烃油原料油的反应后具有5个以上碳原子的馏分的残余率(体积％)。由于在加氢裂化反应期间产生大量作为副产品的气体，所以反应液收率通常小于100体积％。然而，当不伴随气体生成的核氢化和选择性的加氢裂化优先发生时，反应液收率可超过100体积％。 
优选1.5-环芳烃转化率为尽可能高。然而，由于抑制反应液收率的显著降低也是重要的，因此所述1.5-环芳烃的转化率优选35％以上，更优选40％以上，特别优选50％以上。 
当反应液收率高，但即使在氢化发生也不发生开环反应时，烷基苯的收率不增加。因此烷基苯的增加量(重量％)对1.5环以上(主要为1.5环和二环)芳烃的转化率(％)的比优选为0.22以上。 
注意，将根据本发明一个实施方案的加氢裂化烃油原料油的方法优选设计为使烷基苯的生成速率常数k(1RA)对除烷基苯以外的化合物的生成速率常数k(O)的比“k(1RA)/k(O)”为0.80以上，优选0.90以上，特别优选1.00以上。如果所述比例“k(1RA)/k(O)”小于0.80，则相对于目标烷基苯可能优选产生完全氢化产物(例如，萘烷和环己烷)和裂化气(例如，丁烷和丙烷)，以致可能仅以小程度产生开环产物。 
注意，所述生成速率常数K(1RA)是指反应为一级反应时烷基苯的生成速率常数，所述生成速率常数k(O)是指反应为一级反应时源自萘满的烷基苯以外的化合物的生成速率常数。 
烃油原料油可通过任意方法加氢裂化。可使用已知的反应方法如固定床反应、沸腾床反应、流化床反应或移动床反应。在这些中，由于装置构造简单和操作容易而优选固定床反应。 
在用加氢裂化催化剂充填反应器后，优选将用于本发明一个实施方案的加氢裂化催化剂进行预处理(例如，干燥、还原或硫化)。可通过已知方法在反应器内或外进行预处理。通常，通过用氢/硫化氢混合物流在150至800℃、优选200至500℃下处理加氢裂化催化剂，经硫化激活所述催化剂。 
加氢裂化条件(例如，反应温度、反应压力、氢流速和液时空速)取决于烃油原料油的性质、加氢裂化油的质量、产量以及 精制设备、加氢裂化设备和后处理设备的能力而不同，但当已确定烃油原料油和加氢裂化设备等时可相对容易地确定。 
通常在以下条件下使所述烃油原料油与加氢裂化催化剂接触：在氢存在下，反应温度200至450℃、优选250至430℃，更优选280至400℃，反应压力2至10MPa、优选2至8MPa，液时空速(LHSV)0.1至10.0h-1，优选0.1至8.0h-1，更优选0.2至5.0h-1，以及氢/烃比100至5000Nl/l、优选150至3000Nl/l。加氢裂化(分解)包含于烃油原料油的多环芳烃和1.5-环芳烃，并通过在上述条件下进行操作转换成期望的烷基苯。如果操作条件超出上述范围，加氢裂化活性可能不充分，或催化剂可能快速劣化。 
加氢裂化催化剂 
用于本发明一个实施方案的固体酸具有110kJ/mol以上至小于140kJ/mol，优选115kJ/mol以上，更优选120kJ/mol以上的布氏酸最高酸强度。所述布氏酸最高酸强度优选135kJ/mol以下。如果布氏酸的最高酸强度为小于110kJ/mol，由于可能不会获得足够的酸中心，所以开环反应可能仅进行至小程度。如果布氏酸的最高酸强度为140kJ/mol以上，除开环反应外，包括脱烷基化反应和核氢化反应等的加氢裂化反应可能进行至很大程度，从而可能降低反应液收率。任一两种情况下，烷基苯的收率都可能降低。 
根据氨的吸附热测定布氏酸的最高酸强度。所述布氏酸的最高酸强度可通过氨吸附-程序升温脱附(temperature programmed desorption)(NH3-TPD)法和傅立叶变换红外光谱法(FT-IR)来测量(参见N.Katada，T.Tsubaki，M.Niwa，Appl.Cat.A：Gen.，Vol.340，2008，p.76，或N.Katada和M.Niwa，Zeolite，Vol.21，2004，p.45)。具体地，酸度由归因于布氏酸的形变振动(deformation vibration)(1430cm-1)的吸收量在各温度下的差异来测定。在氨的吸附热恒定的前提下，最高酸强度分布由温度依赖性来测定。读取在所得的分布中布氏酸的强酸侧的峰，并确定为最高酸强度。 
在本发明的烃油原料油的加氢裂化反应(特别是开环反应)中，固体酸的布氏酸中心起重要作用。所述布氏酸中心存在于所述固体酸的孔内和外表面上。考虑到易于目标分子的进入以及由于含碳物质沉积导致孔阻塞造成的活性减低，所述固体酸优选具有较大的外表面积。 
所述外表面积可通过降低固体酸的粒径而有效增加。因此，优选使用沸石作为固体酸。沸石的平均粒径优选小于0.7μm，更优选小于0.6μm，还更优选小于0.5μm。沸石的平均粒径基本上保持至催化剂制备后。 
当使用平均粒径为0.7μm以上的沸石时，由于外表面积小，可能阻碍目标分子的进入以及可能在催化剂的孔的入口周围发生由于含碳物质的沉积导致的阻塞，从而可能降低催化剂的寿命。 
沸石的平均粒径的测定如下。具体地，用扫描电子显微镜(以下称为“SEM”)拍摄固体酸颗粒，测量随机挑选的20个以上颗粒的长轴和短轴。将长轴和短轴的平均值确定为各沸石颗粒的粒径，将这些沸石颗粒的平均粒径确定为沸石的平均粒径。 
优选使用β沸石。Na型、H型和NH4型β沸石是相对容易获得的。Na型通常通过合成获得，并经离子交换转换为H型和NH4型。 
所述沸石优选负载选自过渡金属如铁、钴、镍、钼、钨、铜、锌、铬、钛、钒、锆、镉、锡和铅，以及稀土元素如镧、铈、镱、铕和镝中的一种以上金属。常规的负载方法是可用的，例如，可将此类金属的离子通过以下引入载体：将载体浸入包 含此类金属的盐的溶液中以获得含过渡金属的沸石或含稀土元素的沸石。所述含过渡金属的沸石或含稀土元素的沸石可单独或组合用于加氢裂化反应(下述)。 
所述加氢裂化催化剂可用固体酸和粘结固体酸的粘结剂等成形为微丸(pellet)状(圆柱状微丸或不规则柱状微丸)、粒状(granules)或球状等。 
优选将所述加氢裂化催化剂生产为使具有小粒径的固体酸较好地分散于粘结剂等中。因此，优选固体酸具有小结晶直径。当使用沸石作为固体酸时，沸石的平均结晶直径优选为50nm以下，更优选47nm以下，特别优选45nm以下。 
沸石的任意晶面可用于计算结晶直径，只要所述晶面清晰并与另一晶相重叠即可。β沸石的(004)面和(008)面的X射线衍射峰通常是清晰的。因此，可使用X射线衍射仪(XRD)测量沸石或含沸石的催化剂的结晶直径。具体地，衍射图通过使用Cu Kα-射线的粉末X射线衍射法测量，并且半高宽(full-width at half maximum)由在2θ＝13.4至13.5°或27.0至27.1°的衍射峰来测定。结晶直径通过谢勒方程(Scherrer’s equation)(谢勒常数：0.9)来计算。将该样品与另一样品交换，并将测量值平均以获得平均结晶直径。注意，ZSM-5沸石的结晶直径可用使用(101)、(200)、(002)、(102)、(202)、(103)和(113)面的测量值的平均值来计算。 
所述沸石的结晶直径以与平均粒径相同的方式基本上保持至催化剂制备后。 
加氢裂化催化剂优选具有100至800m2/g的比表面积，3至15nm的中心孔径，和直径2至60nm的孔具有0.1至1.0ml/g的孔容。 
依照ASTM D3663-78，通过氮吸附来测定比表面积。加氢裂化催化剂的比表面积更优选150至700m2/g，还更优选200至600m2/g。如果加氢裂化催化剂的比表面积小于100m2/g，由于活性金属扩散不充分可能不会提高加氢裂化催化剂的活性。如果加氢裂化催化剂的比表面积超过800m2/g，可能不会保持足够的孔容，以致反应产物可能扩散不充分。结果可快速抑制反应。 
加氢裂化催化剂的中心孔径更优选为3.5至12nm，还更优选4.0至10nm。 
所述具有2至60nm孔径的孔的孔容更优选0.15至0.8ml/g，还更优选0.2至0.7ml/g。考虑到参与反应的分子的大小和扩散之间的关系，确定适当的中心孔径范围和适当的孔容范围。 
可通过氮气吸附法测量中孔的孔径和孔容，孔容和孔径间的关系可通过BJH法等来计算。 
当将在0.9667的相对压力下通过氮气吸附法测定的具有2至60nm孔径的孔的累积孔容称为V时，所述术语“中心孔径”是指在通过对相应于各孔径的孔容积分获得的累积孔容曲线中累积孔容为V/2的孔径。 
优选用于本发明一个实施方案的加氢裂化催化剂包括大孔、中孔和微孔。由于固体酸的中孔的特性通常保持至催化剂形成，因此加氢裂化催化剂的中孔的特性优选通过控制捏合条件(时间、温度和转矩)和煅烧条件(时间、温度和循环气体的类型与流速)来调节，以使固体酸具有上述中孔特性。 
大孔特性可通过控制固体酸颗粒间的空隙和粘结剂的填充率来调节。固体酸颗粒间的空隙可通过调节固体酸颗粒的粒径来控制，填充率可通过调节粘结剂的量来控制。 
微孔特性主要由包含于固体酸的孔决定，但可通过脱铝处理如蒸汽加工等来控制。 
中孔特性和大孔特性可受粘结剂性质和捏合条件(下述)的影响。将固体酸与无机氧化物基质(粘结剂)混合以制备载体。 
优选加氢裂化催化剂具有高机械强度。例如，成形为圆柱状微丸、具有1.6mm直径的所述加氢裂化催化剂优选具有3kg以上，更优选4kg以上的侧面抗碎强度(side crushing strength)。当通过使金属组分经浸渍负载于载体上生产催化剂时，优选所述载体也具有足够的机械强度以便以高收率生产所述催化剂。具体地，成形为圆柱状微丸、具有1.6mm直径的所述载体优选具有3kg以上，更优选4kg以上的侧面抗碎强度。 
催化剂的体积密度优选为0.4至2.0g/cm3，更优选0.5至1.5g/cm3，并特别优选0.6至1.2g/cm3。 
可将多孔和无定形材料如氧化铝、二氧化硅-氧化铝、氧化钛-氧化铝、氧化锆-氧化铝或氧化硼-氧化铝优选用作粘结剂。在这些中，由于沸石结合能力高和比表面积大，优选氧化铝、二氧化硅-氧化铝和氧化硼-氧化铝。所述这些无机氧化物用作负载活性金属的物质，还用作粘结沸石和改进催化剂强度的粘结剂。粘结剂的比表面积优选为30m2/g以上。 
优选使用氢氧化铝和/或水合氧化铝的粉末(下文可称为“氧化铝粉末”)，特别是具有勃姆石结构如假勃姆石(pseudo-boehmite)的一水合氧化铝(下文可称为“氧化铝”)作为载体一种组分的粘结剂，这是由于可改进加氢裂化活性和选择性。还优选使用含氧化硼(boria)(氧化硼(boron oxide))的氢氧化铝和/或水合氧化铝粉末，特别是具有勃姆石结构如假勃姆石的含氧化硼的一水合氧化铝作为粘结剂，这是由于可改进加氢裂化活性和选择性。 
可将商购可得的氧化铝源(例如，由SASOL Ltd.制造的PURAL(注册商标)、CATAPAL(注册商标)DI SPERAL(注册商标)、DISPAL(注册商标)、由UOP制造的VERSAL(注册商标)、或由ALCOA Inc.制造的HIQ(注册商标))用作一水合氧化铝。一 水合氧化铝可通过三水合氧化铝部分脱水的众所周知的方法来生产。当使用凝胶形式的一水合氧化铝时，所述凝胶与水或酸性水抗絮凝。当通过沉淀法合成氧化铝时，可将氯化铝、硫酸铝或硝酸铝等用作酸性铝源，而可将铝酸钠或铝酸钾等用作碱性铝源。 
粘结剂优选以5至70重量％、更优选10至60重量％的量使用，基于形成催化剂的固体酸和粘结剂的总量。如果粘结剂的量小于5重量％，催化剂的机械强度可能下降。如果粘结剂的量超过70重量％，加氢裂化活性和选择性可能相对降低。 
固体酸的含量优选1至80重量％、更优选10至70重量％，基于加氢裂化催化剂的总量。如果固体酸的含量小于1重量％，由于固体酸引起的加氢裂化活性的改进效果可能不充分。如果固体酸的含量超过80重量％，则中间馏分的选择性可能相对地降低。 
根据本发明一个实施方案的加氢裂化催化剂优选包括选自元素周期表中6族金属和8族金属中的金属作为活性组分。在6族金属和8族金属中，优选使用钼、钨、铁、钌、锇、钴、铑、铱、镍、钯和铂。所述金属既可单独使用也可组合使用。优选加入这些金属以使加氢裂化催化剂中6族金属和8族金属的总含量为0.05至35重量％，特别优选0.1至30重量％。当使用钼时，加氢裂化催化剂中的钼含量优选为5至20重量％，并特别优选7至15重量％。当使用钨时，加氢裂化催化剂中的钨含量优选为5至30重量％，特别优选7至25重量％。如果钼含量或钨含量小于上述范围，加氢裂化反应所需要的活性金属的加氢裂化功能可能不充分。如果钼含量或钨含量超过上述范围，活性金属组分可能聚集。 
当使用钼或钨时，通过加入钴或镍提高活性金属的氢化功 能。在这种情况下，加氢裂化催化剂中钴和镍的总含量优选为0.5至10重量％，并特别优选为1至7重量％。当使用选自铑、铱、铂和钯的一种以上金属时，这些金属的含量优选为0.1至5重量％，特别优选0.2至3重量％。如果这些金属的含量小于0.1重量％，可能无法获得足够的氢化功能。如果这些金属的含量超过5重量％，由于加入效率低可劣化经济效益。 
作为活性组分可负载于载体上的6族金属组分可通过将载体浸渍于化合物如仲钼酸铵、钼酸、钼酸铵、磷钼酸、钨酸铵、钨酸、无水钨酸或钨磷酸的水溶液来加入。 
可将8族金属组分作为以下水溶液来使用：镍或钴的硝酸盐、硫酸盐、氯化物、氟化物、溴化物、醋酸盐、碳酸盐或磷酸盐的水溶液，或氯铂酸、二氯四氨合铂(dichlorotetraammine platinum)、四氯六氨合铂(tetrachlorohexammine platinum)、氯化铂、碘化铂、氯铂酸钾、醋酸钯、氯化钯、硝酸钯、乙酰丙酮酸钯、醋酸铑、氯化铑、硝酸铑、氯化钌、氯化锇或氯化铱等的水溶液。可加入磷、硼、钾或稀土元素如镧、铈、镱、铕或镝作为附加组分。 
生产加氢裂化催化剂的方法 
根据本发明一个实施方案的加氢裂化催化剂可通过以下生产：捏合和成形固体酸和粘结剂，及干燥和煅烧成形产物以获得载体，使金属组分经浸渍负载于载体上及干燥和煅烧所得产物。以下将详细描述根据本发明一个实施方案的加氢裂化催化剂的生产方法。注意，也可使用除下述方法以外的可生产具有给定孔特性和给定性能的催化剂的方法。 
可使用通常用来生产催化剂的捏合机来捏合固体酸和粘结剂。优选加入原料、加入水，并用搅拌叶片混合组分。注意，原料和添加剂可以任意顺序加入，可适当选择其他捏合条件。 当捏合固体酸和粘结剂时通常加入水，但当原料为浆料形式时无需加入水。除了水以外或代替水可加入有机溶剂如乙醇、异丙醇、丙酮、甲乙酮或甲基异丁基酮。捏合温度和捏合时间根据用作原料的固体酸和粘结剂而不同。捏合温度和捏合时间可适当选择，只要可获得优选的多孔结构即可。原料可与酸如硝酸、碱如氨、有机化合物如柠檬酸和乙二醇、水溶性高分子化合物如纤维素醚和聚乙烯醇或陶瓷纤维等捏合在一起，只要保持催化剂的性质即可。 
捏合原料之后，捏合产物可通过众所周知的生产催化剂时通常使用的方法成形。特别地，所述捏合产物优选通过使用可有效地将捏合产物成形为期望的形状(例如，微丸状(圆柱状微丸或不规则柱状微丸)、粒状或球状)的螺杆挤出机的挤出成形，或通过能有效地将捏合产物成形为球状的滴油法成形。不特别限定成形产物的大小。例如，容易获得具有直径约0.5至20mm、长度约0.5至15mm的圆柱状微丸。 
干燥由此获得的成形产物，并煅烧以获得载体。所述成性产物可在气态气氛(例如，空气或氮气)、300℃至900℃下煅烧0.1至20小时。 
可通过任意方法将金属组分负载于载体上。可提供期望的金属的氧化物或盐(例如硝酸盐、醋酸盐、碳酸盐、磷酸盐或卤化物)的水溶液，金属组分可通过喷射、浸渍(impregnation)(例如，浸泡(dipping))或离子交换法等负载于载体上。大量金属组分可通过重复负载步骤和干燥步骤来负载。 
例如，用包含6族金属组分的水溶液浸渍载体，在室温至150℃、优选100至130℃下干燥0.5小时以上，或不干燥，用含8族金属组分的水溶液浸渍，在室温至150℃、优选100至130℃下干燥0.5小时以上，并在350至800℃、优选450至600℃下煅烧0.5 小时以上以获得催化剂。 
负载于载体上的6族金属或8族金属可以是金属、氧化物或硫化物等形式。 
加氢裂化油的分离方法 
可任选地提供精制加氢裂化油的后处理步骤。不特别限定后处理步骤。可以预处理步骤中相同的方式来设定催化剂的种类和量以及操作条件。可在加氢裂化步骤后的即刻设置后处理步骤以处理加氢裂化油，或可在随后的分离步骤后设置后处理步骤以处理通过分离步骤获得的各加氢裂化馏分。可通过设置后处理步骤来显著地降低产物中杂质的量。例如，通过设置后处理步骤可将硫含量和氮含量降低至0.1重量ppm以下。 
所得加氢裂化油可通过分离步骤适当地分成产物如LPG馏分、汽油馏分、煤油馏分、瓦斯油馏分、非芳香石脑油馏分和烷基苯。所述这些产物可直接用作LPG、汽油、煤油、瓦斯油或石油化学原料，只要满足石油产品的规格等即可，但通常共混并精制成基材。不特别限定分离方法。根据期望的产品性质，可使用已知方法如精密蒸馏、吸附分离、吸收分离、抽提分离或膜分离。也可适当选择分离方法的操作条件。 
蒸馏法将加氢裂化油分离为LPG馏分、汽油馏分、煤油馏分和瓦斯油馏分。具体地，将加氢裂化油分离成具有沸点低于约0至30℃的LPG馏分、具有沸点高于LPG馏分的沸点并低于约150至215℃的汽油馏分、具有沸点高于汽油馏分的沸点并低于约215至260℃的煤油馏分和具有沸点高于煤油馏分的沸点并低于约260至370℃的瓦斯油馏分。比瓦斯油重的馏分可作为未反应馏分循环到加氢裂化加工中，或可用作A型燃料油等的基材。 
烃产物的实例包括具有-10至30℃的沸点的LPG馏分、具有30至215℃的沸点的汽油馏分和在分离LPG馏分和汽油馏分后 残留并包含大量烷基苯的煤油/瓦斯油馏分。 
实施例 
以下通过实施例和比较例进一步描述根据本发明一个实施方案的生产烃馏分的方法。注意，本发明不局限于以下实施例。 
在所述实施例和比较例中，通过以下方法分析原料油和加氢裂化油的性质，以及通过以下方法使用以下设备测量催化剂的性质。 
性质分析 
根据JIS K 2249(振动型密度试验方法)测量密度，根据JIS K2254(常压蒸馏试验方法)测量蒸馏特性。 
根据JIS K 2536使用烃组分分析仪(由Shimadzu corporation制造)测量烷基苯(苯、甲苯和二甲苯)以及1.5-环芳烃(例如，萘满)的组成。 
根据由日本石油学会(Japan Petroleum Institute)规定的JPI-5S-49-97使用高效液相色谱系统进行芳香族化合物种类分析(环分析)(流动相：正己烷，检测器：RI检测器)。 
根据JIS K 2541(硫含量试验方法)测量硫含量。荧光X射线法应用于高浓度区域，氧化微库伦分析法应用于低浓度区域。 
根据JIS K 2609(化学发光法)测量氮含量。 
沸石的布氏酸最高酸强度 
将约10mg样品压缩成形为具有10mm直径的盘状。将样品置于原位红外池(in-situ infrared cell)内，在40kPa(300Trr)氧分压下加热，500℃保持1小时，500℃下真空脱气15分钟，并真空冷却至100℃。通过以82μmol/sec(标准条件下120cm3/min)流通He来保持系统内部为3.33kPa(25Torr)，并以10℃/min加热至500℃。加热期间以10℃为间隔测量IR光谱。在100℃下引入氨(133kPa)后，系统保持30分钟。系统脱气30分钟后，以82μmol/sec 流通He，测量IR光谱和MS光谱。然后，将即知量的氨供应至质谱仪以校正MS光谱。通过氨的形变振动测量布氏酸(1430cm-1)和路易斯酸(1330cm-1)的酸含量，由氨从各酸中心解吸的温度依赖性测定酸强度分布，读取布氏酸的强酸侧的峰并将其确定为最高酸强度。 
孔特性的测量 
使用由Micromeritics制造的“ASAP 2400”系统通过氮气吸附法测量孔特性(即，比表面积、具有孔径2nm以上至小于60nm的孔的孔容和中心孔径)。 
沸石和含沸石催化剂的粒径的测量 
使用AG糊剂(paste)将样品固定在SEM(由Hitachi Ltd.制造的“S-5000”)的高温样品台上，在样品温度600℃、加速电压3kV下获得SEM照片。测量从所得的SEM照片中随机选择的20个颗粒的长轴和短轴。将长轴和短轴的平均值确定为各沸石颗粒的粒径，并计算这些沸石颗粒的平均粒径。 
沸石和含沸石催化剂的结晶直径的测量 
在以下条件下使用X射线衍射仪(由Rigaku Corporation制造的“Ultima IV type”)测量样品的结晶直径：X射线源：Cu  kα1(λ＝0.15407nm)，管电压：30kV，管电流：20kA，扫描速度：4℃/min，步长：0.02°，测量范围：5至50°，狭缝/发散＝2/3°。由相应于使用在2θ＝13.4至13.5°和27.0至27.1处的衍射峰的半高宽的峰的半宽度计算平均结晶直径。 
实施例1至4 
将SiO2/Al2O3摩尔比为39.6、比表面积为746m2/g的1400g 
H-β型沸石(由Tosoh Corporation制造的“HSZ-940HOA”)与834g氧化铝粉末(由USP制造的“Versal 250”)混合。添加500ml 4.0重量％稀释的硝酸溶液和100g离子交换水后，捏合混合物并挤出 成圆柱形(微丸)，在130℃下干燥6小时，600℃下煅烧2小时以获得载体。载体中沸石含量和氧化铝含量分别为70重量％和30重量％(当在130℃干燥时)。 
将沸石进行氨TPD测量。由氨的吸附热测定的最高酸强度为125kJ/mol。 
用钼酸铵水溶液喷射-浸渍载体，在130℃下干燥6小时，用硝酸镍水溶液喷射-浸渍，在130℃下干燥6小时，随后在空气流、500℃下煅烧30分钟以获得催化剂A。催化剂A的组成(负载的金属含量)和典型特性示于表1。 
通过氮气吸附法测量催化剂A的孔特性。比表面积为359m2/g，具有2nm以上至小于60nm孔径的孔的孔容为0.312ml/g，中心孔径为4.1nm。 
表1 
如表2所示，在3.0MPa反应压力、1.0h-1的LHSV、1365Nl/l 的氢/原料油比，280至350℃的反应温度下，加氢裂化44体积％萘满和56体积％正十二烷的混合物原料油(硫含量：小于1重量ppm，氮含量：小于1重量ppm)。加氢裂化油的性质示于表2。 
注意，反应液收率是指反应后具有5个以上碳原子的馏分的残留率(体积％)，1.5环以上芳烃转化率通过以下表达式计算(下文同样)。 
1.5环以上芳烃转化率(％)＝100-(加氢裂化油中的1.5环以上芳烃含量(体积％)/原料油中的1.5环以上芳烃含量(体积％))×100 
表2 
比较例1至4 
除了使用SiO2/Al2O3摩尔比为6.9和比表面积为679m2/g的1684g NH4-Y沸石(由Tosoh Corporation制造的“HSZ-341NHA”)、834g氧化铝粉(由UOP制造的“Versal 250”)、500ml 4.0重量％稀 释的硝酸溶液和50g离子交换水之外，以与催化剂A相同的方式获得催化剂B。催化剂B的性质示于表1。 
将沸石进行氨TPD测量。由氨的吸附热测定的布氏酸的最高酸强度为145kJ/mol。 
如表3所示，除了使用催化剂B代替催化剂A之外，以与实施例1至4相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质等示于表3。 
表3 
比较例5至8 
除了使用SiO2/Al2O3摩尔比为30.6和比表面积为400m2/g的1533g NH4-ZSM-5型沸石(由Zeolyst制造的“CBV30E”)、834g氧化铝粉(由UOP制造的“Versal 250”)、500ml 4.0重量％稀释的硝酸溶液和100g离子交换水之外，以与催化剂A相同的方式获得催化剂C。催化剂C的性质示于表1。 
将沸石进行氨TPD测量。由氨的吸附热测定的布氏酸的最高酸强度为150kJ/mol。 
如表4所示，除了使用催化剂C代替催化剂A之外，以与实施例1至4相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质等示于表4。 
表4 
如表2至4所示，通过使用如实施例1至4所示具有适当最高 酸强度的加氢裂化催化剂加氢裂化原料油，1.5-环芳烃有效地转换成期望的烷基苯。当使用已知的加氢裂化催化剂时(比较例1至4)，以大程度发生了非期望的加氢裂化反应，以致比率“k(1RA)/k(O)”下降。当使用具有高加氢裂化活性的加氢裂化催化剂时(比较例5至8)，烷基苯的收率高，但由于过量的加氢裂化反应，反应液收率低。 
实施例5至8 
加氢裂化催化剂的制备 
使用SiO2/Al2O3摩尔比为31.3和比表面积为706m2/g的H-β型沸石(由N.E.CHEMCAT CORPORATION制造的“Lot-081106H”)。由SEM照片计算的沸石的平均粒径为0.3μm。将1202g沸石与1202g氧化铝粉末(由UOP制造的“Versal 250”)混合。添加500ml 4.0重量％稀释的硝酸溶液和875g离子交换水后，挤出混合物成圆柱形微丸，在130℃下干燥6小时，600℃下煅烧2小时以获得载体。载体中沸石含量和氧化铝含量分别为50重量％和50重量％(当在130℃干燥时)。 
用钼酸铵水溶液喷射-浸渍载体，在130℃下干燥6小时，用硝酸镍水溶液喷射-浸渍，在130℃下干燥6小时。随后在空气流、500℃下煅烧浸渍的载体30分钟以获得催化剂D。催化剂D的组成(负载的金属含量)和典型特性示于表5。 
表5 
如表6所示，在3.0MPa反应压力、0.5至1.5h-1的LHSV、氢/原料油比为1365Nl/l、反应温度为300至320℃下，使用催化剂D加氢裂化44体积％萘满和56体积％正十二烷的混合物原料油(硫含量：小于1重量ppm，氮含量：小于1重量ppm)。反应条件和加氢裂化油的性质示于表6。 
表6 
实施例9至11 
除了使用SiO2/Al2O3摩尔比为39.6、比表面积为746m2/g和粒径为0.7μm的H-β型沸石(由Tosoh Corporation制造的“HSZ-940HOA”)以外，以与催化剂D相同的方式获得催化剂E。催化剂E的性质示于表5。 
如表7所示，除了使用催化剂E代替催化剂D以外，以与实施例6至8相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质等示 于表7。 
表7 
比较例9至12 
除了使用SiO2/Al2O3摩尔比为6.9、比表面积为697m2/g和粒径为6.0μm的NH4-Y型沸石(由Tosoh Corporation制造的“HSZ-341NHA”)以外，以与催化剂D相同的方式获得催化剂F。催化剂F的性质示于表5。 
如表8所示，除了使用催化剂F代替催化剂D、将反应温度 改为280至350℃以外，以与实施例6相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质等示于表8。 
表8 
比较例13至16 
除了使用SiO2/Al2O3摩尔比为30.3、比表面积为405m2/g和粒径为0.05μm的ZSM-5型沸石(由N.E.Chemcat Corporation制造的“Lot-080115”)以外，以与催化剂D相同的方式获得催化剂G。催化剂G的性质示于表5。 
如表9所示，除了使用催化剂G代替催化剂D以外，以与实施例5至8相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质等示于表9。 
表9 
如表6至9所示，通过使用如实施例5至11所示具有适当最高酸强度的加氢裂化催化剂加氢裂化原料油，1.5-环芳烃有效地转换成目标烷基苯。当使用利用具有大粒径的沸石的加氢裂化催化剂时(实施例9至11)，即使最高酸强度相同，烷基苯的收率在某种程度上有所下降。当使用利用具有上述范围以外的大粒径和最高酸强度的沸石的加氢裂化催化剂时(比较例9至12)，发生核氢化反应，并且未发生期望的开环反应。结果，烷基苯的收率下降。当使用利用具有最高酸强度高于上述范围的沸石的加氢裂化催化剂时(比较例13至16)，由于酸中心强而原料油在很大程度上加氢裂化，目标烷基苯由于反应液收率下降而不能获得。此外，由于焦炭的形成导致催化剂失活，并且催化剂的寿命降低。在比较例14中，相对于1.5环以上芳烃的转化率，产生了相对大量的烷基苯。然而，如与实现几乎等量的转化率的实施例6或10相比，由于烷基苯的收率低，所以反应液收率也低(64体积％)，产生了大量作为副产物的非期望气体。 
如图1至4所示(SEM照片)，包含于催化剂中的沸石的粒径几乎同沸石原材料的粒径相同。用于实施例5至8的催化剂D保持在微粒(microparticulate)状。 
实施例12至14 
在示于表11的反应温度下，在7.0MPa反应压力，LHSV：0.5h-1，1400Nl/l的氢/原料油比条件下，使用装有25ml负载有Ni、Mo和P的商购可得的加氢脱硫催化剂(比表面积：185m2/g、具有2至60nm孔径的孔容：0.415ml/g、中心孔径：7.9nm、Mo：12.3重量％、Ni：3.5重量％、P：2.0重量％、Al：43.3重量％)的第一反应器和装有50ml在实施例5至8中使用的催化剂D的第二反应器，将作为原料油的具有示于表10的性质的轻循环油馏分加氢裂化。 
由第一反应器获得的加氢脱硫油的性质示于表10(反应温度：330至340℃)，由第二反应器获得的加氢裂化油的性质示于表11。通过以下表达式计算1.5环以上烷烃转化率。1.5环以上芳烃转化率(％)＝100-(加氢裂化油中的1.5环以上芳烃含量(体积％)/原料油中的1.5环以上芳烃含量(体积％))×100 
然而，由于轻循环油包含二环芳烃和三环芳烃，取决于加氢脱硫条件，1.5-环芳烃的量可显著增加。因此，1.5环以上芳烃转化率是指表观1.5环以上芳烃转化率。 
表10 
实施例15至17 
除了使用在实施例9至11中使用的催化剂E代替催化剂D以外，以与实施例12至14相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质示于表11。 
比较例17 
除了使用在比较例9至12中使用的催化剂F代替催化剂D以外，以与实施例13相同的方式加氢裂化原料油。加氢裂化油的性质示于表11。 
如表11所示，通过使用利用具有适当最高酸强度和适当粒径的固体酸的加氢裂化催化剂来加氢裂化原料油，将通过加氢脱硫轻油馏分以具有根据本发明的组成范围所获得的原料油有效地转换成烷基苯。当使用利用具有适当最高酸强度但具有大粒径的固体酸的加氢裂化催化剂时(实施例15至17)，产生的烷基苯的量在某种程度上有所下降。当采用严格的反应条件以提高加氢裂化活性时，烷基苯的收率提高。然而，产生的气体的量由于过量加氢裂化反应而增加，反应液收率下降。当使用利用具有大粒径和不适当的最高酸强度的沸石的加氢裂化催化剂时(比较例17)，进行核氢化反应，而未发生期望的开环反应。结果，烷基苯的收率下降。 
产业上的可利用性
通过适当地加氢裂化作为烃油原料油的过量多环芳烃而不引起不必要的核氢化，本发明可应用于有效生产具高附加值的烷基苯，特别是BTX(苯、甲苯和二甲苯)的方法中。所得的加氢裂化油可通过分离步骤适当地分离成产物如LPG馏分、汽油馏分、煤油馏分、瓦斯油馏分、非芳香石脑油馏分和烷基苯(包括BTX)。这些产物可直接用作LPG、汽油、煤油、瓦斯油或石油化学原料，只要满足石油产品等的质量规格即可，或可共混并精制成基材。 

Claims (6)

1.一种生产烷基苯的方法，其包括在氢存在下使包含烷基苯含量小于20体积％、二环芳烃含量小于30体积％和1.5-环芳烃含量25体积％以上的烃油原料油与包含具有布氏酸最高酸强度110kJ/mol以上至小于140kJ/mol的固体酸的加氢裂化催化剂接触。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述固体酸为具有平均粒径小于0.7μm的β沸石颗粒。
3.根据权利要求2所述的方法，其中包含于所述加氢裂化催化剂中的β沸石颗粒具有50nm以下的平均结晶直径。
4.根据权利要求1至3任一项所述的方法，其中所述烃油原料油是通过氢化包含二环芳烃含量30体积％以上的烃油原料油以使所述二环芳烃含量降至小于30体积％所获得的馏分。
5.一种加氢裂化催化剂，其包括具有布氏酸的最高酸强度110kJ/mol以上至小于140kJ/mol的固体酸，并用于根据权利要求1至4任一项所述的方法。
6.根据权利要求5所述的加氢裂化催化剂，其中所述固体酸为具有平均粒径小于0.7μm和平均结晶直径50nm以下的β沸石颗粒。
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