CN103059972B

CN103059972B - 一种生产化工原料的组合加氢方法

Info

Publication number: CN103059972B
Application number: CN201110324594.8A
Authority: CN
Inventors: 赵阳; 董建伟; 陈元君; 胡志海; 王子文; 董松涛; 龙湘云; 聂红
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2011-10-24
Filing date: 2011-10-24
Publication date: 2015-02-25
Anticipated expiration: 2031-10-24
Also published as: CN103059972A

Abstract

一种生产化工原料的组合加氢方法，加氢裂化原料油与氢气混合后采用一次串联工艺，依次进入加氢精制反应器和第一加氢裂化反应器。在柴油精制单元设置第二加氢裂化反应器，将加氢裂化装置所得的10％～100％175～320℃柴油馏分在第二加氢裂化反应器进一步裂化，裂化生成油为石脑油和柴油的混合馏分，再进入柴油精制装置中的分馏系统，进一步分馏得到轻石脑油、高芳潜的重石脑油和柴油馏分。本发明将加氢裂化装置与柴油精制装置进行组合生产化工原料，柴油精制装置的反应压力为中、低压装置，在第二次加氢裂化过程有利于进一步提高重石脑油的芳潜及降低氢耗。

Description

一种生产化工原料的组合加氢方法

技术领域

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，是一种加氢裂化与柴油加氢精制组合生产化工原料的方法。

背景技术

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。

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。

长期以来，由于我国原油轻油收率低，化工原料来源不足成为制约乙烯生产增长的重要因素，开展如何从炼油二次加工装置多产乙烯原料的相关研究工作具有重要的现实意义。加氢裂化过程的主要特点之一是其尾油馏分BMCI值低，是优质的蒸汽裂解制乙烯原料，因此可采用一次通过流程下的加氢裂化装置生产市场需要的优质尾油。

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。对于以生产化工原料为主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；另外，提高转化率后，其未转化化的尾油馏分也会减少，可能会影响到优质尾油的生产。

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％。

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。

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，但回炼部分未说明中间馏分油的具体馏程。

ZL200610008417.8公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。该专利未提及中间馏分油的具体馏程，另外，也未提及与柴油加氢精制/改质装置的组合。

发明内容

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组合加氢方法。

本发明提供的方法包括：

(1)加氢裂化装置原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器及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)步骤(1)第一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)在柴油加氢精制装置设置第二加氢裂化反应器，其与柴油加氢精制装置共用一套循环氢系统、分离系统和分馏系统；步骤(2)所得的柴油馏分进入到柴油加氢精制装置中的第二加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂II接触进一步裂化生产石脑油，

(4)步骤(3)第二加氢裂化反应器的反应流出物进入柴油加氢精制装置的分离系统和分馏系统。

所述步骤(2)所得柴油馏分的馏程为175～320℃。以步骤(2)所得柴油馏分为基准，进入步骤(3)第二加氢裂化反应器的柴油馏分的体积百分比为10％～100％。

在步骤(1)中，加氢裂化装置原料油与新氢及循环氢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，反应条件为：反应温度250℃～450℃，优选300℃～420℃，氢分压5.0～18.0MPa，优选8.0～15.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h^-1，优选0.4～3.0h^-1，氢油体积比100～3000Nm³/m³，优选600～2000Nm³/m³；

加氢精制所得的全部馏分与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，反应条件为：反应温度250～450℃，优选300～420℃，氢分压5.0～18.0MPa，优选8.0～15.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h^-1，优选0.4～3.0h^-1，氢油体积比50～3000Nm³/m³，优选600～2000Nm³/m³。

所述的加氢裂化装置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℃。

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，同时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。

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。

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。

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。

本发明加氢裂化装置的单程转化率为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：

在步骤(2)中，第一加氢裂化反应流出物经冷却后，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步骤(1)的加氢精制反应器入口和第一加氢裂化反应器入口；所得的液相物流进入分馏系统，经分馏后得到轻、重石脑油馏分、柴油馏分(175～320℃)和尾油馏分。将10％以上的175～320℃柴油馏分加压送至柴油加氢精制装置的第二加氢裂化反应器。

在步骤(3)中，柴油加氢精制装置原料油与新氢及循环氢进入柴油加氢精制反应器，在柴油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，反应条件为：反应温度250℃～450℃，优选300℃～420℃，氢分压4.0～13.0MPa，优选5.0～10.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h^-1，优选1～6.0h^-1，氢油体积比100～3000Nm³/m³，优选500～1200Nm³/m³；

柴油加氢精制反应器所得的反应流出物进入分离系统及随后的分馏系统。

来自加氢裂化装置的175～320℃柴油馏分进入第二加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂II接触进行反应，反应条件为：反应温度250～450℃，优选380～430℃，氢分压4.0～13.0MPa，优选5.0～10.0MPa，液时体积空速0.2～20.0h^-1，优选4～10.0h^-1，氢油体积比50～3000Nm³/m³，优选500～2000Nm³/m³。

在本发明其中一个优选的实施方案中，与第一加氢裂化反应器相比，第二加氢裂化反应器氢分压低，反应温度高。

更优选第二加氢裂化反应的反应温度在380℃以上，反应氢分压在10MPa以下。

第二加氢裂化反应流出物经冷却后，依次进入柴油加氢装置的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柴油加氢精制反应器入口和第二加氢裂化反应器入口；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、重石脑油馏分和柴油馏分。

所述的柴油加氢精制原料油选自直馏柴油、焦化柴油和催化柴油一种或几种混合物，其馏程范围为165～410℃。

所述柴油加氢精制催化剂，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％。本发明优选的柴油加氢精制催化剂强化了加氢脱硫功能，该催化剂能够在中等及以下反应压力下表现出较强的加氢脱硫性能。

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10～25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。本发明优选的加氢裂化催化剂性能好，能在较低的压力下转化芳烃含量较高的原料。

本发明的优点为：

1、采用本发明提供的方法，能够有效提高重石脑油的产率，而且可以提高重石脑油的选择性。因为，加氢裂化装置的部分柴油馏分经过第二次裂化后，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。

2、与其它中间馏分油相比，本发明中选择的175～320℃柴油馏分由于环烷烃和芳烃含量高，是理想的回炼多产重石脑油组分。回炼该馏分得到的重石脑油芳潜更高，重石脑油选择性较好。

3、第二加氢裂化反应器采用了较低的反应氢分压且反应温度较高，该反应条件下得到重石脑油芳潜更高，氢耗较低。

4、发明采用加氢裂化装置与柴油加氢精制装置组合生产重石脑油馏分，可利用柴油加氢装置的中、低压反应系统及后续的分离系统，且第二加氢裂化反应器反应空速高，对应加氢裂化反应器体积较小，因此经济性得到一定程度的改善。

附图说明

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

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，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。

本发明提供的加氢方法工艺流程详细描述如下：

来自管线1的加氢裂化原料油与来自管线19的新氢及来自管线20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循环氢压缩机的部分循环氢混合后进入第一加氢裂化反应器3，在加氢裂化催化剂的作用下进行反应，反应生成物进入高、低压分离器的分离系统21进行气液分离，高压分离器顶部的富氢气体进入循环氢压缩机4，经循环氢压缩机增压后分三路，经管线20分别入加氢裂化原料换热器前、加氢精制反应器2和第一加氢裂化反应器3。高、低压分离器底部的液相物流进入分馏塔5。进入分馏塔5的液相物流经分馏后，切割成的轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分依次经管线6、7、8和10抽出。柴油馏分经管线8抽出后，部分或全部柴油馏分经管线9循环增压至柴油加氢精制装置。

来自管线11的柴油加氢精制原料经与来自管线22的新氢和来自管线23的循环氢混合，并换热后进入柴油加氢精制反应器12，其反应流出物直接进入高压分离器24和低压分离器25，而来自加氢裂化装置的柴油馏分(175～320℃)与柴油加氢装置的来自管线23的循环氢混合后进入第二加氢裂化反应器13进行裂化反应，其反应流出物高压分离器24和低压分离器25。高压分离器24的气相经循环氢压缩机14增压后循环回反应系统，高压分离器24的液相经减压后，再进入低压分离器25及柴油装置分馏塔15，分别得到轻石脑油16、重石脑油17和柴油馏分18。

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。

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，第二加氢裂化反应器所用加氢裂化催化剂II的商品牌号为RHC-5，均为中国石化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A为一种VGO，其主要性质如表1所示。

为表明发明中的实施效果并简化对比内容，实施例中仅列举了加氢裂化装置得到的柴油馏分经由第二加氢裂化反应器后得到的产品分布及重石脑油性质，未单独列出柴油加氢精制装置的产品性质以及混合后的产品分布及性质；在本发明中，经第二加氢裂化反应器未转化的加氢裂化柴油馏分将与精制后柴油混合后经分馏塔出装置，该混合过程为物理过程，对自身产品性质没有改变，另外加氢裂化柴油馏分通常十六烷值较高，高于55，是非常好的柴油池调和馏分。

实施例1

蜡油加氢裂化装置中，反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度370℃、体积空速1.0h^-1；第一加氢裂化反应器反应温度366℃、体积空速1.4h^-1；柴油加氢精制装置中的第二加氢裂化反应器温度405℃、体积空速10.0h^-1、反应压力8.0MPa的反应条件下，以本发明提供的方法，采用原料A进行实验。其中将100％第一加氢裂化反应器所得柴油馏分(175～320℃)加压回炼至第二加氢裂化反应器，试验产品分布及主要产品性质如表2所示。

从表2可以看出，在＞350℃转化率约为57％的条件下，重石脑油馏分的产率为34.03％(占液态烃产品的质量百分比)，柴油馏分的产率为16.98％，尾油产率为43.53％；另外，重石脑油的选择性为86.2％。得到的重石脑油芳潜达到了67.2％。

实施例2

采用本发明提供的方法，控制＞350℃转化率约79％，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度370℃、体积空速1.0h^-1；第一加氢裂化反应器反应温度376℃、体积空速1.4h^-1的条件下，以本发明提供的方法，采用原料A进行实验。其中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385℃，体积空速为4.5h^-1。试验产品分布及主要产品性质如表3所示。由表3可见，在＞350℃转化率约79％的条件下，回炼得到的重石脑油产率可达到39.1％，重石选择性为84.6％，芳潜为64.0％，另外该反应条件下的氢耗为2.54％。

实施例3

采用本发明提供的方法，控制＞350℃转化率约78％，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度370℃、体积空速1.0h^-1；第一加氢裂化反应器反应温度376℃、体积空速1.4h^-1的条件下，以本发明提供的方法，采用原料A进行实验。其中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406℃，体积空速为9.0h^-1，产品分布及重石脑油的产品质量数据列于表4。由表4可见，在＞350℃转化率约78％的条件下，回炼得到的重石脑油产率可达到48.15％，重石选择性为85.1％，芳潜为65.2％。

与实施例2相比，在转化深度大致相同的前提下，由于大幅度提高了回炼量，重石选选择性提高了约0.5％，同时重石芳潜提升了1.2个单位。

对比例1

采用原料A以生产重石脑油进行试验，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度370℃、体积空速1.0h^-1；加氢裂化反应器反应温度366℃、体积空速1.4h^-1的反应条件下进行加氢裂化反应。该对比例中，柴油馏分的切割点不同，柴油馏分的馏程为175～370℃，回炼上述馏分至柴油加氢精制装置的第二加氢裂化反应器，(回炼量与实施例1中的回炼柴油量基本相同)在进料量约200g/h的情况下，回炼量约为70g/h，占全部柴油馏分约80％，试验结果如表5所示。

从表5可以看出，在＞350℃转化率约为57％的条件下，产品重石脑油(65～175℃)馏分的产率为33.92％(占液态烃的质量百分比)，与实施例1中的重石产率基本相当；另外，重石脑油的选择性为85.0％，芳潜为66.1％，均低于实施例1约1个百分点。由表2和表5可见，实施例1和对比例1的试验结果说明在与其它馏分相比，回炼175～320℃，可有效增加重石脑油的产率，而且重石脑油的选择性和芳潜较高。

对比例2

控制＞350℃转化率约为79％，在第一、第二加氢裂化反应压力均为13.0MPa的情况下，蜡油加氢精制反应器反应温度370℃，空速1.0h^-1，第一加氢裂化反应器反应温度377℃，空速1.4h^-1，第二加氢裂化反应器反应温度385，空速4.5h^-1，采用原料A进行实验，将馏程为175～320℃的部分柴油馏分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6。由表3和表6可见，实施例2(第二裂化反应压力为8.0MPa)与对比例2(第二裂化反应压力为13.0MPa)相比，得到重石脑油产品芳潜高约2.3个百分点。另外，与对比例相比，实施例2氢耗低约5％。

对比例3

控制＞350℃转化率约79％，在反应压力13.0MPa、加氢精制反应器反应温度371℃、体积空速1.0h^-1；第一加氢裂化反应器反应温度377℃、体积空速1.4h^-1的反应条件下，采用原料A进行加氢裂化试验。将其得到的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压力为8.0MPa，反应温度为360℃，体积空速为1.5h^-1。试验产品分布及主要产品性质如表7所示。由表7可见，在＞350℃转化率约78％的条件下，回炼得到的重石脑油产率达到37.95％，重石选择性为84.2％，芳潜为61.6％。由表3和表7可见，实施例2(第二裂化反应反应温度为385℃)与对比例2(第二裂化反应器反应温度为360℃)相比，得到重石脑油产品选择性略高，但芳潜高约2.3个百分点。另外，与对比例相比，实施例2氢耗低约6％。

表1加氢裂化装置原料油性质

原料油编号	A
		密度(20℃)/(g/cm³)	0.9137
折光率n_d ⁷⁰	1.4915
		硫含量/％	1.2
氮含量/％	0.17
		凝点/℃	24
残炭/重量％	0.1
		馏程ASTM D-1160/℃
初馏点	222
		5％	326
10％	358
		20％	385
30％	404
		40％	418
50％	434
		60％	441
70％	455
		80％	471
90％	489
		95％	505

表2实施例1工艺条件、产品分布及重石脑油性质

表3实施例2工艺条件、产品分布及重石脑油性质

表4实施例3工艺条件、产品分布及重石脑油性质

表5对比例1工艺条件、产品分布和重石脑油性质

表6对比例2工艺条件、产品分布和重石脑油性质

表7对比例3工艺条件、产品分布及重石脑油性质

Claims

1.一种生产化工原料的组合加氢方法，包括：

(2)步骤(1)第一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，控制第一加氢裂化器的单程转化率为50％～80％；

(4)步骤(3)第二加氢裂化反应器的反应流出物进入柴油加氢精制装置的分离系统和分馏系统，与第一加氢裂化反应器相比，第二加氢裂化反应器氢分压低，反应温度高。

2.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℃；以步骤(2)所得柴油馏分为基准，进入步骤(3)第二加氢裂化反应器的柴油馏分的体积百分比为10％～100％。

3.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，液时体积空速0.2～10.0h^-1，氢油体积比100～3000Nm³/m³；

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，液时体积空速0.2～10.0h^-1，氢油体积比50～3000Nm³/m³；

柴油加氢精制反应器的反应条件：反应温度250℃～450℃，氢分压4.0～13.0MPa，液时体积空速0.2～10.0h^-1，氢油体积比100～3000Nm³/m³；

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，液时体积空速0.2～10.0h^-1，氢油体积比50～3000Nm³/m³。

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300℃～420℃，氢分压优选8.0～15.0MPa，液时体积空速0.4～3.0h^-1，氢油体积比600～2000Nm³/m³；

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，液时体积空速0.4～3.0h^-1，氢油体积比600～2000Nm³/m³；

柴油加氢精制反应器的反应条件：反应温度300℃～420℃，氢分压5.0～10.0MPa，液时体积空速1～6.0h^-1，氢油体积比500～1200Nm³/m³；

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，液时体积空速1～4.0h^-1，氢油体积比600～2000Nm³/m³。

5.按照权利要求1-4中其一所述的方法，其特征在于，第二加氢裂化反应的反应温度在380℃以上，反应氢分压在10MPa以下。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化装置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10～25重％，镍和/或钴的含量1～15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，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。