CN105316040A

CN105316040A - 一种由劣质柴油原料生产苯、甲苯及二甲苯的方法

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Publication number: CN105316040A
Application number: CN201410361105.XA
Authority: CN
Inventors: 张毓莹; 蒋东红; 任亮; 梁家林; 辛靖; 王锦业; 胡志海
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: 2014-07-25
Filing date: 2014-07-25
Publication date: 2016-02-10
Anticipated expiration: 2034-07-25
Also published as: CN105316040B

Abstract

一种由劣质柴油原料生产苯、甲苯及二甲苯的方法。劣质柴油原料在加氢精制、加氢裂化反应区I、加氢裂化反应区II进行反应，生成富含苯、甲苯及二甲苯的物流。加氢裂化反应区II的反应产物经分馏后分离得到轻汽油馏分、重汽油馏分、中间馏分和尾油馏分。重汽油经脱硫反应区脱除噻吩和硫醇等，分离得到高附加值产品苯、甲苯、二甲苯及抽余油等。采用本发明的方法可以将劣质柴油原料有效转化为苯、甲苯、二甲苯等高价值产品，同时可兼产部分轻汽油和低硫柴油调合组分。

Description

一种由劣质柴油原料生产苯、甲苯及二甲苯的方法

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，是一种处理高芳烃、低十六烷值劣质柴油原料生产苯、甲苯及二甲苯等BTX组分的方法。

背景技术

随着原油重质化、劣质化进程加剧，催化裂化柴油的质量日益变差，产量逐渐增加。近几年来，为了提高轻质油收率，炼厂中催化裂化装置的加工能力和加工深度不断提高，进一步导致催化裂化柴油产量增加、质量变差。这部分劣质催化裂化柴油具有密度高、芳烃含量高、十六烷值低的特点。另外，为提高车用燃料的产量，部分炼油企业纷纷加工煤焦油或煤直接液化油，其中部分煤焦油或煤直接液化油的柴油馏分也具有密度高、芳烃含量高、十六烷值低的特点。

对上述劣质柴油组分，常规的加工手段包括加氢精制和加氢裂化。采用加氢精制工艺虽然可以有效脱除柴油中的硫、氮等杂质，并且可以部分饱和芳烃，但柴油产品十六烷值提高幅度有限，柴油密度也变化不大。加氢裂化工艺虽然可以最大限度生产汽油及高品质的柴油产品，但生产的汽油馏分辛烷值较低。

根据目前上述劣质柴油组分加氢利用过程中遇到的问题，国内外各炼油企业纷纷开发相关技术，在以上述劣质柴油组分为原料生产高附加值产品的过程中，提高其加工利用过程的经济性。

CN101724454A中公开了一种生产高辛烷值汽油的加氢裂化方法。该方法采用处理柴油馏分或重油馏分的加氢精制催化剂和一种轻油型加氢裂化催化剂，该方法需控制加氢裂化进料的氮含量为30～100μg/g。该方法在一次通过流程下，采用部分循环的操作方式，加氢裂化单程转化率控制30％～60％，总转化率控制为50％～95％。并且，该方法生产的汽油馏分RON为90.8～93.8。

CN101730673B公开了一种用于生产二甲苯的方法。含有芳族化合物的含烃原料进入脱氮和脱硫反应区，反应流出物与烷基转移区的流出物一起进入热高压分离器，得到含有C₈-芳族烃的蒸气流和C₉+烃的第一含烃液流。蒸气流经进一步分离后得到含苯、甲苯和包含C₈+的第二液流。第一液流经加氢裂化生产包含二甲苯的加氢裂化流出物。加氢裂化流出物与包含C₈+的第二液流进入烷基转移反应区生成烷基转移流出物。烷基转移区的流出物进入热高压分离器。该方法需要热高分在149℃～288℃和3.5MPa～17MPa的条件下操作。

CN101687730A公开了一种用于生产柴油和芳族化合物的方法。包含C₉+烃的含烃物流在包含加氢裂化催化剂的加氢裂化反应区反应生产包含二甲苯的加氢裂化区流出物，加氢裂化区流出物进入热高压汽提塔生产包含沸点38℃～220℃的塔顶蒸汽料流和包含沸点超过220℃的液态烃料流。塔顶蒸汽料流分离得到苯和甲苯进入烷基转移反应区生产二甲苯。沸点超过220℃的液态烃料流部分返回加氢裂化反应区继续循环转化，部分区加氢反应区生产清洁柴油。该方法中，热高压汽提塔操作温度为149℃～288℃，压力为3.5MPa～17.3MPa。

发明内容

本发明的目的是提供一种处理高芳烃劣质柴油的加氢裂化方法。具体的说，是将劣质柴油馏分中低价值的高芳烃组分有效转化为苯、甲苯及二甲苯等高价值小分子芳烃。

本发明提供的方法包括：

(1)柴油原料与富氢气体混合后进入加氢精制反应区与加氢精制催化剂接触反应，

(2)加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离设施，进入加氢裂化反应区I，与第一加氢裂化催化剂接触反应，

(3)加氢裂化反应区I的反应流出物与部分中间馏分混合后，进入加氢裂化反应区II，与第二加氢裂化催化剂接触反应，

(4)加氢裂化反应区II的反应流出物进入冷高压分离器进行气液分离，分离得到的富氢气体循环利用，分离得到的液相产物进入冷低压分离器、分馏塔继续分离得到轻汽油馏分、重汽油馏分、中间馏分和尾油馏分，其中，中间馏分循环至加氢裂化反应区II继续进行反应，

(5)重汽油馏分进入脱硫反应区继续进行深度脱硫，脱除其中的噻吩及硫醇后，进入芳烃抽提单元分离得到苯、甲苯、二甲苯及抽余油。

本发明所述的柴油原料的沸点范围为165～400℃，总芳烃含量高于60质量％，优选总芳烃含量高于65质量％，其中双环以上芳烃的含量高于40质量％，优选双环以上芳烃含量高于45质量％。所述的劣质柴油选自催化裂化轻循环油、环烷基原油的直馏柴油、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的混合油。

在加氢精制反应区，劣质柴油原料与加氢精制催化剂接触、反应，经加氢脱硫、加氢脱氮及芳烃选择性加氢后，有效脱除硫化物和氮化物，并对劣质柴油原料中的双环以上芳烃加氢饱和为烷基苯类单环芳烃和四氢萘类单环芳烃。所述的加氢精制催化剂为一种脱氮性能好，对双环以上芳烃加氢饱和性能优、对单环芳烃加氢饱和性能差的加氢精制催化剂。该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族金属组分为镍，VIB族金属组分为钼。

所述加氢精制反应区的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，优选4.5～8.0MPa，反应温度300～450℃，氢油体积比400～2000Nm³/m³，优选600～1500Nm³/m³，液时体积空速0.2～6.0h^-1，优选1.0～3.0h^-1。

加氢精制反应区液相物流不经任何中间分离进入加氢裂化反应区I，与第一加氢裂化催化剂接触、反应，对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环、烷基侧链裂化反应，对烷基苯类单环芳烃进行烷基侧链裂化反应等。在加氢精制反应区和加氢裂化反应区I，劣质柴油原料中的双环以上芳烃有效转化为烷基苯类单环芳烃，并有部分四氢萘类单环芳烃。

所述的第一加氢裂化催化剂含有载体和至少一种选自VIII族和至少一种选自VIB族的金属组分，所述载体含有含MoNi的Y型沸石和氧化铝组分；以所述加氢裂化催化剂为基准，载体含50-90重量％，优选60-85重量％；VIII族金属组分含1-10重量％，优选1.5-6重量％；VIB族金属含5-40重量％，优选7-30重量％。以所述载体为基准，所述载体中MoNiY的含量为0.5-95重量％，优选1-80重量％，氧化铝的含量为5-99.5重量％，优选20-99重量％。

以所述第一加氢裂化催化剂为基准，进一步优选，所述催化剂含有60-85重量％的载体，1.5-6重量％的氧化镍，7-30重量％的氧化钼。

所述的含MoNi的Y型沸石由经过MoNi改性的一种Y型沸石得到，以氧化物计并以所述沸石的干基为基准，所述的MoNi的Y型沸石中MoNi添加组分的含量为1-50重量％，优选1-40重量％。

所述的第一加氢裂化催化剂具有优良的选择性开环裂化功能及烷基侧链裂化功能，对单环芳烃烷基侧链断裂、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、二甲苯等。另外，该加氢裂化催化剂弱化了单环芳烃的加氢饱和性能，可有效避免苯、甲苯等小分子单环芳烃进一步加氢饱和。

所述加氢裂化反应区I的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，优选4.5～8.0MPa，反应温度300～450℃，优选340～450℃，氢油体积比400～2000Nm³/m³，优选700～1600Nm³/m³，液时体积空速0.2～6.0h^-1，优选0.5～2.5h^-1。

加氢裂化反应区I得到的液相物流与返回的富含单环芳烃的中间馏分混合后，进入加氢裂化反应区II，与第二加氢裂化催化剂接触、反应，进一步对烷基苯类单环芳烃进行烷基侧链断裂，生成富含苯、甲苯和二甲苯的物流，同时兼顾对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环裂化。

所述的第二加氢裂化催化剂是负载在复合载体上的VIII族非贵金属和/或VIB族非贵金属催化剂。所述催化剂含有50-90重量％的载体，1-10重量％的VIII族金属组分和5-40重量％的VIB族金属组分。以所述催化剂为基准，优选含有60-85重量％的载体，1.5-6.0重量％的VIII族金属组分，10-35重量％的VIB族金属组分。以载体为基准，所述载体中氧化铝的含量为5-99.5重量％，优选20-99重量％，固体酸组分的含量为0.5-95重量％，优选1-80重量％。所述固体酸组分选自氧化硅-氧化铝和分子筛中的一种或几种。所述分子筛可以是具有大孔结构的沸石，可以是具有中孔结构的沸石，也可以是具有小孔结构的沸石的一种或几种。优选所述分子筛可以是Y型沸石、Beta沸石、ZSM-5沸石中的一种或几种。

第二加氢裂化催化剂具有优异的烷基侧链裂化反应，并具有部分选择性开环裂化反应。所述中间馏分油I中的四氢萘类单环芳烃经第二加氢裂化催化剂发生选择开环，继以发生烷基侧链裂化反应，而烷基苯类单环芳烃直接发生烷基侧链裂化反应，最终生成苯、甲苯及二甲苯等高价值芳烃。

所述的加氢裂化反应区II的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，优选4.5MPa～8.0MPa；反应温度300℃～450℃，优选350℃～450℃；氢油体积比400～2000Nm³/m³，优选700～1600Nm³/m³；以进入加氢裂化反应区的新鲜物料和中间馏分的混合油为基准，加氢裂化反应区II的液时体积空速0.2～20.0h^-1，优选1.0～15.0h^-1。

加氢裂化反应区II的液相物流进入分馏设施，分离得到轻汽油、重汽油、中间馏分和尾油馏分。

所述的轻汽油馏分是指馏程干点小于70℃，优选小于60℃的轻汽油馏分。所述的轻汽油馏分中苯含量小于0.5重量％。

所述的重汽油馏分是指馏程范围50℃～190℃，优选馏程范围为60℃～175℃的重汽油馏分。所述重汽油馏分中，苯、甲苯及二甲苯含量大于35重量％，优选大于40重量％。所述重汽油馏分硫含量小于100μg/g，优选小于60μg/g。

所述的中间馏分是指馏程范围150℃～280℃，优选馏程范围为165℃～260℃的中间馏分。所述中间馏分中芳烃含量高于60重量％，优选高于70重量％，其中，烷基苯类和四氢萘类单环芳烃含量高于55重量％，优选高于65重量％。

所述的尾油馏分是指馏程范围大于250℃，优选大于260℃的未转化油馏分。

所得的20-100重量％的尾油馏分循环至加氢裂化反应区I，剩余尾油馏分作为清洁柴油调合组分。

所述的重汽油馏分进入脱硫反应区与加氢脱硫催化剂接触、反应，继续进行深度脱硫，脱除其中的噻吩及硫醇后，进入芳烃抽提单元分离得到苯、甲苯、二甲苯等高价值芳烃，同时兼产部分抽余油，抽余油可作为汽油调合组分，也可作为化工原料。

所述的加氢脱硫催化剂是一种对噻吩和硫醇具有优异的脱除性能，芳烃加氢饱和性能差的催化剂。所述的加氢脱硫催化剂是一种负载在氧化铝和/或硅载体上的第VIB族金属和/或VIII族非贵金属催化剂，其中VIB族金属为Mo，第VIII族金属为Co。以催化剂为基准，以氧化态计，Mo的含量为3～25重％，优选3.5～15重％，Co的含量为0.3～8.0重％，优选0.5～5.0重％。

所述的加氢脱硫反应区的反应条件为：氢分压0.5～4.0MPa，优选0.6～2.5MPa；反应温度180℃～380℃，优选200℃～350℃；液时体积空速2.0～30.0h^-1，优选3.5～15.0h^-1；氢油体积比为100～800Nm³/m³，优选150～500Nm³/m³。

富含苯、甲苯、二甲苯的重汽油馏分经脱硫反应区后，脱除噻吩及硫醇等硫化物，得到硫含量小于0.5μg/g的重汽油馏分，同时保留高芳烃含量。脱除硫化物的重汽油进入芳烃抽提单元分离得到苯、甲苯及二甲苯等高价值产品。

本发明的优点：

(1)本发明采用加氢精制—加氢裂化反应区I—加氢裂化反应区II以及重汽油加氢脱硫-芳烃抽提的组合，将富含单环芳烃的中间馏分返回加氢裂化反应区II进行烷基侧链裂化反应，继续生成苯、甲苯及二甲苯等高价值产品。

本发明选用两种加氢裂化催化剂级配使用，充分发挥了两种加氢裂化催化剂的功能，获得了很好的协同作用，本发明第一加氢裂化催化剂具有良好的选择性开环及烷基侧链裂化功能，可以有效将柴油馏分中双环以上芳烃转化为单环芳烃，对单环芳烃具有优良的选择性；第二加氢裂化催化剂对烷基苯类单环芳烃的烷基侧链裂化具有优异的选择性。所述中间馏分油中的四氢萘类单环芳烃经第二加氢裂化催化剂发生选择开环，继以发生烷基侧链裂化反应，而烷基苯类单环芳烃直接发生烷基侧链裂化反应，最终生成苯、甲苯及二甲苯等高价值芳烃。

(2)采用本发明的方法可以将劣质柴油原料有效转化为苯、甲苯、二甲苯等高价值产品，同时可兼产部分轻汽油和低硫柴油调合组分。以劣质柴油原料为基准，苯、甲苯和二甲苯产量达40重量％以上。轻汽油RON可达90左右，硫含量小于10μg/g，可以作为高辛烷值汽油调合组分。副产的柴油调合组分硫含量小于10μg/g，十六烷值较劣质柴油原料提高10个单位以上。

附图说明

附图是本发明提供方法的流程示意图。

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。附图是本发明工艺流程的示意图，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。

如图1所示，本发明提供的方法流程详细描述如下：来自管线15的劣质柴油原料经过原料油泵1、管线16，与来自管线24的富氢气体、来自管线17的新氢混合后进入加氢精制反应区2，与加氢精制催化剂接触、反应。加氢精制反应区2的反应流出物不经任何中间分离经管线18进入加氢裂化反应区3，与第一加氢裂化催化剂接触、反应，进行选择性开环裂化、烷基侧链裂化等反应。加氢裂化反应区3的反应流出物与来自管线24的富氢气体和来自管线29的富含单环芳烃的中间馏分混合后，进入加氢裂化反应区4，与第二加氢裂化催化剂接触、反应。加氢裂化反应区4的液体产物经管线19进入冷高压分离器5进行气液分离。冷高压分离器5得到的酸性水由管线20抽出，得到的富氢气体经管线23进入循环氢压缩机8经加压后循环利用。冷高压分离器5得到液体产物经管线21进入冷低压分离器6进一步进行气液分离，分离得到的酸性水经管线25抽出，分离得到的气体经管线22排出装置，分离得到的液体产物经管线26进入分馏塔7进行组分切割，分离得到轻汽油馏分经管线27抽出，重汽油馏分经管线28抽出，中间馏分经管线29抽出并返回加氢裂化反应区4，尾油馏分经管线30抽出。其中尾油馏分部分出装置，部分经管线31返回至加氢裂化反应区3继续进行选择性开环及烷基侧链裂化反应。

来自管线28的重汽油馏分经原料油泵9、管线32，与来自管线33的新氢及来自循环氢压缩机14的富氢气体混合后，进入加氢脱硫反应区10，与加氢脱硫催化剂接触、反应后，脱除其中的噻吩和硫醇。加氢脱硫反应区10的反应流出物经管线34进入冷高压分离器11进行气液分离。冷高压分离器11得到酸性水经管线36排出，得到的富氢气体经管线35返回至循环氢压缩机14循环利用。冷高压分离器11得到液相物流经管线37进入冷低压分离器12继续进行气液分离。冷低压分离器12分离得到的酸性水经管线38排出装置，分离得到气体经管线39排出装置。冷低压分离器12分离得到液相物流经管线40进入芳烃抽提单元13，分离得到苯41、甲苯42、二甲苯43及抽余油44。

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。

实施例中保护剂A的商品牌号为RG系列保护剂，加氢精制催化剂B的商品牌号为RN-411，第一加氢裂化催化剂C的商品牌号为RHC-100，加氢脱硫催化剂的商品牌号为RSDS-1，上述均由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产。

第二加氢裂化催化剂D的载体中的固体酸组分为ZSM-5，第二加氢裂化催化剂的组成为，以所述催化剂为基准，ZSM-5的含量为70重量％，以氧化物计，Co的含量为2重量％，Mo的含量为8重量％，余量为氧化铝。

实施例中所用的原料油F和G均来自采用MIP技术的催化裂化装置，其性质特征列于表1。

从表1中可以看出，原料油F总芳烃含量高达88.0％，其中双环以上芳烃含量达到69.0％，氮含量523μg/g；原料油G的氮含量高达712μg/g，总芳烃含量高达87.3质量％，其中双环以上芳烃达到60.4质量％，两种原料油的实测十六烷值均小于20，是典型的劣质催化柴油原料。

实施例1

原料油F与氢气一起进入加氢精制反应区，与保护剂A、加氢精制催化剂B接触、反应，加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离进入加氢裂化反应区I，与第一加氢裂化催化剂C接触、反应。加氢裂化反应区I的反应流出物与中间馏分及富氢气体混合后，进入加氢裂化反应区II，与第二加氢裂化催化剂D接触、反应，进行烷基侧链断裂，并兼顾对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环裂化。加氢裂化反应区II的反应流出物依次进入冷高压分离器、冷低压分离器、分馏塔等分离设施，经冷却、分离、分馏后得到轻汽油馏分、重汽油馏分、中间馏分和尾油馏分。其中未转化的尾油馏分全部循环至加氢裂化反应区I继续进行裂化转化，富含单环芳烃的中间馏分返回加氢裂化反应区II继续进行选择性开环。

重汽油馏分进入脱硫单元，与加氢脱硫催化剂接触、反应，脱除噻吩和硫醇后，进入芳烃抽提单元，分离得到苯、甲苯、二甲苯和抽余油。反应工艺条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

由表3可以看出，轻汽油收率25.5重量％，S含量5.7μg/g，RON达90；抽余油收率32.4重量％；苯收率4.7重量％，纯度99.8％，S含量0.5μg/g；甲苯收率17.6重量％，纯度99.6％，硫含量0.6μg/g；混合二甲苯收率19.8％，纯度99.5％，S含量1.0μg/g。所产苯、甲苯及二甲苯均可满足国家标准要求。

实施例2

原料油F与氢气一起进入加氢精制反应区，与保护剂A、加氢精制催化剂B接触、反应，加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离进入加氢裂化反应区I，与第一加氢裂化催化剂C接触、反应。加氢裂化反应区I的反应流出物与中间馏分及富氢气体混合后，进入加氢裂化反应区II，与第二加氢裂化催化剂D接触、反应，进行烷基侧链断裂，并兼顾对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环裂化。加氢裂化反应区II的反应流出物依次进入冷高压分离器、冷低压分离器、分馏塔等分离设施，经冷却、分离、分馏后得到轻汽油馏分、重汽油馏分、中间馏分和尾油馏分。其中，50％的尾油馏分循环至加氢裂化反应区I继续进行裂化转化。富含单环芳烃的中间馏分返回加氢裂化反应区II继续进行选择性开环。

由表3可以看出，轻汽油收率19.0重量％，S含量1.0μg/g，RON达88；抽余油收率27.0重量％；苯收率3.5重量％，纯度99.9％，S含量0.2μg/g；甲苯收率16.5重量％，纯度99.7％，硫含量0.3μg/g；混合二甲苯收率18.7％，纯度99.6％，S含量0.5μg/g；柴油收率15.3重量％，硫含量4.5μg/g，十六烷值46。其中，苯、甲苯和二甲苯均可满足国家标准，柴油产品硫含量可满足欧V柴油排放标准要求。

实施例3

原料油G与氢气一起进入加氢精制反应区，与保护剂A、加氢精制催化剂B接触、反应，加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离进入加氢裂化反应区I，与第一加氢裂化催化剂C接触、反应。加氢裂化反应区I的反应流出物与中间馏分及富氢气体混合后，进入加氢裂化反应区II，与第二加氢裂化催化剂D接触、反应，进行烷基侧链断裂，并兼顾对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环裂化。加氢裂化反应区II的反应流出物依次进入冷高压分离器、冷低压分离器、分馏塔等分离设施，经冷却、分离、分馏后得到轻汽油馏分、重汽油馏分、中间馏分和未转化尾油馏分。其中未转化尾油馏分全部循环至加氢裂化反应区I继续进行裂化转化。富含单环芳烃的中间馏分返回加氢裂化反应区II继续进行选择性开环。

由表3可以看出，轻汽油收率23.0重量％，S含量6.8μg/g，RON达92；抽余油收率30.0重量％；苯收率5.4重量％，纯度99.9％，S含量0.4μg/g；甲苯收率20.3重量％，纯度99.7％，硫含量0.5μg/g；混合二甲苯收率21.3％，纯度99.6％，S含量0.6μg/g。其中，苯、甲苯和二甲苯均可满足国家标准要求。

表1

原料油	F	G
			密度(20℃)，g/cm³	0.9632	0.9562
硫，μg/g	7200	9500
			氮，μg/g	523	712
十六烷指数	19.3	20.7
			实测十六烷值	15.4	<19.3
总芳烃含量，质量％	88.0	87.3
			双环以上芳烃含量，质量％	69.0	60.4
馏程(ASTM D-86)，℃
			初馏点	199	195
10％	233	226
			30％	254	241
50％	274	254
			70％	301	274
90％	328	300
			终馏点	347	323

表2

	实施例1	实施例2	实施例3
				原料油	F	F	G
加氢精制反应区：
				催化剂	A/B	A/B	A/B
氢分压，MPa	5.5	7.0	6.2
				反应温度，℃	370	350	360
体积空速，h^-1	1.5	2.5	2.0
				氢油体积比，Nm³/m³	1500	800	1100
加氢裂化反应区I：
				催化剂	C	C	C
氢分压，MPa	5.5	7.0	6.2
				反应温度，℃	400	410	400
体积空速，h^-1	1.0	2.0	1.3
				氢油体积比，Nm³/m³	1500	800	1100
加氢裂化反应区II
				催化剂	D	D	D
氢分压，MPa	5.5	7.0	6.2
				反应温度，℃	390	400	410
体积空速，h^-1	3.0	10.0	7.0
				氢油体积比，Nm³/m³	1100	800	1500
脱硫反应区：
				催化剂	E	E	E
氢分压，MPa	2.0	0.8	1.0
				反应温度，℃	220	200	250
体积空速，h^-1	12.0	5.0	8.0
				氢油体积比，Nm³/m³	400	200	300

表3

	实施例1	实施例2	实施例3
				原料油	F	F	G
产品各馏分收率及性质
				轻汽油
收率，重量％	25.5	19.0	23.0
				S含量，μg/g	5.7	1.0	6.8
RON	90	88	92
				抽余油
收率，重量％	32.4	27.0	30.0
				苯
收率，重量％	4.7	3.5	5.4
				纯度，％	99.8	99.9	99.9
S含量，μg/g	0.5	0.2	0.4
				甲苯收率，重量％
收率，重量％	17.6	16.5	20.3
				纯度，％	99.6	99.7	99.7
S含量，μg/g	0.6	0.3	0.5
				混合二甲苯收率，重量％
收率，重量％	19.8	18.7	21.3
				纯度，％	99.5	99.6	99.6
S含量，μg/g	1.0	0.5	0.6
				柴油，重量％	0	15.3	0
S含量，μg/g	-	4.5	-
				十六烷值	-	46.0	-
十六烷值提高值	-	>20	-

Claims

1.一种由劣质柴油原料生产苯、甲苯及二甲苯的方法，包括：

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的柴油原料沸点范围为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％。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(4)所述的轻汽油馏分的馏程干点小于70℃，轻汽油馏分中苯含量小于0.5重量％；所述的重汽油馏分的馏程范围50℃～190℃，重汽油馏分中苯、甲苯及二甲苯含量大于35重量％，重汽油馏分中硫含量小于100μg/g；所述的中间馏分的馏程范围150℃～280℃，中间馏分中芳烃含量高于60重量％，其中，烷基苯类和四氢萘类单环芳烃含量高于55重量％；所述的尾油馏分的馏程初馏点大于250℃。

4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤(4)所述的轻汽油馏分的馏程干点小于60℃；所述的重汽油馏分的馏程范围为60℃～175℃，重汽油馏分中，苯、甲苯及二甲苯含量大于40重量％，重汽油馏分中硫含量小于60μg/g，所述的中间馏分的馏程范围为165℃～260℃，所述中间馏分中芳烃含量高于70重量％，其中，烷基苯类和四氢萘类单环芳烃含量高于65重量％；所述的尾油馏分的馏程初馏点大于260℃。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(4)所得的20-100重量％的尾油馏分循环至加氢裂化反应区I，剩余尾油馏分作为清洁柴油调合组分。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢精制反应区的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，反应温度300℃～450℃，氢油体积比400～2500Nm³/m³，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1。

7.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I的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，反应温度300℃～450℃，氢油体积比400～2500Nm³/m³，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1。

8.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II的反应条件为：氢分压3.5MPa～10.0MPa，反应温度300℃～450℃，氢油体积比400～2000Nm³/m³，以进入加氢裂化反应区的新鲜物料和中间馏分的混合油为基准，加氢裂化反应区II的液时体积空速0.2～20.0h^-1。

9.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％，余量为载体；所述VIII族金属组分为镍，VIB族金属组分为钼。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第一加氢裂化催化剂含有载体和至少一种选自VIII族和至少一种选自VIB族的金属组分，所述载体含有含MoNi的Y型沸石和氧化铝组分；以所述加氢裂化催化剂为基准，载体含50-90重量％，VIII族金属组分含1-10重量％，VIB族金属含5-40重量％，以所述载体为基准，所述载体中MoNiY的含量为0.5-95重量％，氧化铝的含量为5-99.5重量％。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，以所述第一加氢裂化催化剂为基准，所述催化剂含有60-85重量％的载体，1.5-6重量％的氧化镍，7-30重量％的氧化钼。

12.按照权利要求10或11所述的方法，其特征在于，所述的含MoNi的Y型沸石由经过MoNi改性的一种Y型沸石得到，以氧化物计并以所述沸石的干基为基准，所述的MoNi的Y型沸石中MoNi添加组分的含量为1-50重量％。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第二加氢裂化催化剂是负载在复合载体上的VIII族非贵金属和/或VIB族非贵金属催化剂；所述催化剂含有50-90重量％的载体，1-10重量％的VIII族金属组分和5-40重量％的VIB族金属组分；以载体为基准，所述载体中氧化铝的含量为5-99.5重量％，固体酸组分的含量为0.5-95重量％。

14.按照权利要求13所述的方法，其特征在于，以所述第二加氢裂化催化剂为基准，含有60-85重量％的载体，1.5-6.0重量％的VIII族金属组分，10-35重量％的VIB族金属组分；以载体为基准，所述载体中氧化铝的含量为20-99重量％，固体酸组分的含量为1-80重量％。

15.按照权利要求14或13所述的方法，其特征在于，所述固体酸组分选自氧化硅-氧化铝和分子筛中的一种或几种，所述分子筛是选自具有大孔结构的沸石、具有中孔结构的沸石、具有小孔结构的沸石的一种或几种。

16.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫反应区的反应条件为：氢分压0.5～4.0MPa，反应温度180℃～380℃，液时体积空速2.0～30.0h^-1，氢油体积比为100～800Nm³/m³。

17.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫反应区的反应条件为：氢分压0.6～2.5MPa；反应温度200℃～350℃；液时体积空速3.5～15.0h^-1；氢油体积比优选150～500Nm³/m³。

18.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫催化剂是一种负载在氧化铝和/或硅铝载体上的第VIB族金属和/或VIII族非贵金属催化剂，其中VIB族金属为Mo，第VIII族金属为Co，以催化剂为基准，以氧化态计，Mo的含量为3～25重％，Co的含量为0.3～8.0重％。

19.按照权利要求18所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫催化剂，以催化剂为基准，以氧化态计，Mo的含量为3.5～15重％；Co的含量为0.5～5.0重％。