CN105618111A

CN105618111A - 一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法及加氢工艺

Info

Publication number: CN105618111A
Application number: CN201410603740.4A
Authority: CN
Inventors: 柳伟; 杜艳泽; 秦波; 张晓萍; 曹均丰; 王凤来; 刘昶
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: 2014-11-03
Filing date: 2014-11-03
Publication date: 2016-06-01
Anticipated expiration: 2034-11-03
Also published as: CN105618111B

Abstract

本发明公开了一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法及加氢工艺，包括如下内容：（1）采用含活性金属的浸渍液浸渍Y分子筛；（2）步骤（1）得到的Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝混合均匀，加入稀硝酸成浆后挤条成型，干燥、焙烧，得到催化柴油转化催化剂。本发明方法提高活性金属有效利用率，控制了催化剂整体加氢能力的同时，提高了催化剂的加氢反应选择性和稳定性。本发明同时提供一种与该加氢转化催化剂配套的加氢工艺，该加氢工艺在一定程度上减少了汽油的进一步加氢或裂化反应，能够提高汽油的辛烷值和加氢裂化的液体产品收率。

Description

一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法及加氢工艺

技术领域

本发明属于加氢处理技术领域，具体地说涉及一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法以及配套的加氢工艺。

背景技术

进入新世纪以来，随着人们环保意识的日益增强、国家环保法规的日趋严格以及国民经济的快速发展，世界各国对清洁马达燃料的需求都在不断增加。催化裂化（FCC）技术是重油轻质化的主要工艺手段之一，在世界各国的炼油企业中都占有比较重要的地位。我国催化裂化装置年加工能力目前已经超过1亿吨，仅次于美国。在汽柴油品构成中，催化裂化汽油占80%左右，催化柴油占30%左右。近年来，随着国内所加工原油质量的日益重质化，催化裂化所加工的原料也日趋重质化和劣质化，加之许多企业为了达到改善汽油质量或增产丙烯的目的，对催化裂化装置进行了改造或提高催化裂化装置的操作苛刻度，导致催化裂化的产品，特别是催化柴油质量更加恶化。

为提高石油资源的利用率，提高汽柴油燃料的整体质量水平，实现产品调合最优化和产品价值最大化的目标，满足国内对清洁燃料不断增长的需求，高芳烃柴油加氢转化生产高附加值石脑油组分和低硫清洁柴油燃料的加氢裂化工艺技术具有很好的应用前景。国内外科研工作者也进行了大量的研究工作。国外已有采用加氢裂化工艺技术将催化裂化轻循环油转化为超低硫柴油和高辛烷值汽油调合组分的相关报道。

US2010116712公开了一种催化柴油加氢转化方法，该方法采用常规工艺方法及裂化催化剂，原料油首先经过预处理后与裂化催化剂接触，生产清洁柴油和高新烷值汽油。但是，该方法无法选择性的降低汽油组分的加氢饱和，因此，汽油产品辛烷值损失较大。

EP20110834653公开了一种多环芳烃加氢转化催化剂的制备方法，该催化剂载体由β分子筛和拟薄水铝石组成，采用常规的方法添加第VIB族和第VIII族活性金属组分，但催化剂同样对汽油组分饱和能力较强，不利于催化柴油加氢转化生产高辛烷值汽油过程。

1995年NPRA年会，DavidA.Pappal等人介绍了由Mobil、AkzoNobel/NipponKetjen和M.W.Kellogg公司开发的一种单段加氢裂化工艺技术；2005年NPRA年会，VasantP.Thakkar等人介绍了UOP公司开发的LCOUnicrackingTM技术。上述两种技术均可将低价值的催化循环油组分转化为高辛烷值汽油组分和优质柴油调合组分。该技术由于加工原料为劣质的催化柴油，且为了降低加氢饱和反应造成汽油产品辛烷值过度损失，因此，通常反应压力相对传统加氢裂化装置更低造成催化剂稳定性较差。为了降低催化剂积碳反应，提高催化剂稳定性，一个有效的方法是提高催化剂加氢活性，即提高催化剂上活性金属含量，但是这又增加了汽油产品的加氢饱和，降低了产品辛烷值。在保持汽油产品高辛烷值的同时，提高催化柴油加氢转化过程的运转稳定性是急需解决的问题。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法，本发明方法提高活性金属有效利用率，控制了催化剂整体加氢能力的同时，提高了催化剂的加氢反应选择性和稳定性。

本发明同时提供一种与该加氢转化催化剂配套的加氢工艺，该加氢工艺在一定程度上减少了汽油的进一步加氢或裂化反应，能够提高汽油的辛烷值和加氢裂化的液体产品收率。

本发明的催化柴油加氢转化催化剂的制备方法，包括如下内容：（1）采用含活性金属的浸渍液浸渍Y分子筛；（2）步骤（1）得到的Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝混合均匀，加入稀硝酸成浆后挤条成型，干燥、焙烧，得到催化柴油转化催化剂。

本发明方法中，步骤（1）所述的浸渍方法为饱和浸渍，浸渍过程的液固质量比为1.5：1~3：1；所述的含活性金属浸渍液为含有第VIB族和第VIII族金属化合物溶液；其中第VIB族活性金属选自W和/或Mo，第VIII族活性金属选自Ni和/或Co，浸渍液中VIB族金属化合物的含量按相应氧化物计为10~50g/100ml，第VIII族金属化合物的含量按相应氧化物计为3~20g/100ml，浸渍液中金属化合物的浓度可以根据产品需要进行相应调整。

本发明方法中，步骤（1）所述活性金属浸渍液在浸渍Y分子筛之前，优选采用碱性溶液调整浸渍液pH值为4~7；其中碱性溶液可以是氨水、氢氧化钠或氢氧化钾水溶液。

本发明方法中，步骤（2）所述的稀硝酸的浓度为3wt%~30wt%。

本发明方法中，步骤（2）所述的干燥条件为：在80~120℃下干燥1~5小时；焙烧条件为：在400~700℃下焙烧1~5小时；

本发明方法中，步骤（2）还可以加入第VIB族和第VIII活性金属化合物，与Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝共同混合，所述的活性金属化合物可以为活性金属盐或活性金属氧化物。

本发明方法中，还可以根据实际需要在步骤（1）和/或（2）过程中引入助剂，如醇类物质、有机酸、有机胺等，调变活性金属在分子筛上的分散和作用情况。

本发明方法中，步骤（2）所述的干燥条件为：在90~150℃下干燥2~8小时；焙烧条件为：在400~700℃下焙烧1~5小时。

本发明方法制备的催化柴油加氢转化催化剂，以催化剂的重量为基准，第VIB族金属含量以氧化物计为4wt%～15wt%，第VIII族金属含量以氧化物计为2wt%～10wt%，Y分子筛含量为30%~84%，优选40%~80%，无定形硅铝和/或氧化铝含量为10%~64%，优选20%~60%，其中以无定形硅铝和/或氧化铝重量为基准，无定型硅铝含量0%~50%，优选10~40%，氧化铝含量为50~100%，优选60~90%。

本发明的上述催化柴油加氢转化催化剂配套的加氢工艺，包括以下内容：

（1）催化裂化柴油与氢气的混合物料先进入加氢反应器，与加氢精制催化剂接触，进行加氢精制反应；

（2）加氢精制反应流出物进入加氢裂化反应器，与上述方法制备的催化柴油加氢转化催化剂接触，进行催化柴油加氢转化反应；

（3）步骤（2）得到加氢裂化反应流出物经分离和分馏获得石脑油组分及柴油组分；其中石脑油组分直接出装置作为高辛烷值汽油调和组分，柴油组分可直接出装置调和柴油，也可循环回加氢裂化反应器进一步反应。

其中，所述的加氢精制催化剂可以使用市售产品，也可以根据本领域常规知识制备。本发明所用的加氢精制催化剂可采用常规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。以催化剂的重量为基准，第VIB族金属含量以氧化物计为8wt%～28wt%，第VIII族金属含量以氧化物计为2wt%～15wt%。

所述催化裂化柴油的性质：密度为0.88～0.99g/cm³，干点为360～400℃，芳烃含量为50～95wt%。催化裂化柴油的硫含量为0.2～2wt%，氮含量为500ppm～2000ppm。

所述加氢精制反应的工艺条件为：反应温度为320～440℃，优选340～420℃；反应压力为4.0～15.0MPa，优选6.0～12.0MPa；液时体积空速为0.2～6.0h^-1，优选0.5～3.0h^-1；氢油体积比为100～2000，优选500～1500。

所述加氢裂化反应的工艺条件为：反应温度为340～440℃，优选360～430℃；反应压力为4.0～15.0MPa，优选6.0～12.0MPa；液时体积空速为0.2～6.0h^-1，优选0.5～3.0h^-1；氢油体积比为100～2000，优选500～1500。

本发明配套工艺中，除了选择上述适宜的加氢裂化催化剂级配方案，还可以进一步包括以下内容：在步骤（2）中加氢裂化反应器中的加氢裂化催化剂床层之间设置气相引出管线，部分气相物流可以经由气相引出管线引出至高压分离器，而液相和剩余气相混合物继续进行加氢裂化反应；其中气相引出管线的个数可以根据反应的具体情况以及加氢裂化催化剂床层的数目进行设置。一般情况下，在反应条件下原料反应后气化率（气化率指在反应条件下，转化为气相的原料占原料总质量的比例，不含氢气）超过30wt%，优选超过50wt%的加氢裂化催化剂床层间设置气相引出管线。

所述的气相引出管线优选设置在催化剂床层间气液分配盘或冷氢箱的下方，气相引出管线安装有流量控制阀。正常操作时，气液分配盘或冷氢箱的下部会形成一个气相空间，气相引出管线在反应器内的开口设置在该气相空间中，液相物料基本不进入气相引出管线。本发明中优选在气相引出管线开口处设置折流档板，以进一步防止液相进入气相引出管线。

所述气相引出管线引出的气相物料量一般为循环氢气量（以体积计）的20%～70%，优选30%～60%。

在气相引出管线上面催化剂床层的氢油体积比一般为700:1～3000:1，优选800:1～1500:1；气相引出管线下面催化剂床层的氢油体积比一般为220:1～2000:1，优选300:1～1000:1。

本发明工艺中，加氢裂化反应器的氢油比高于加氢精制反应器的氢油比200～800，优选高出300～600。

本发明与现有技术相比较的优点是：催化柴油加氢转化生产高辛烷值汽油的反应工艺过程通常是催化柴油原料首先经过预处理反应器加氢脱氮反应，然后，脱氮反应生成油进入的加氢裂化反应器进行加氢裂化反应生成高辛烷值汽油组分。加氢裂化反应器内的加氢裂化催化剂通常以Y分子筛和氧化铝为载体，W-Ni或Mo-Ni为活性金属组分，通常是先制备氧化铝、分子筛载体，然后再浸渍活性金属。对于常规加氢裂化反应过程的加氢裂化催化剂，氧化铝既作为分散Y分子筛的基质，分散裂化中心，同时，氧化铝上更好的加氢活性金属分散性能，也有利于裂化产品的进一步加氢饱和，改善裂化产品性质。但是对于催化柴油加氢转化生产高辛烷值汽油技术，活性金属负载于氧化铝上则不利于提高汽油产品辛烷值。对于催化柴油加氢转化技术，既要求裂化催化剂有一定的加氢能力来终止碳正离子、抑制过度裂解，提高催化剂稳定性，同时，过高的活性又增加了裂化汽油加氢饱和，降低了汽油产品辛烷值。因此，就存在一个有效加氢选择性的问题，分子筛上负载的加氢活性金属有利于提高加氢与酸性中心的匹配，减少过度裂解，这部分加氢活性属于有效加氢活性，而氧化铝等载体上负载上加氢活性金属则容易造成汽油产品中芳烃的饱和，这是催化柴油加氢转化高辛烷值技术所不希望的。

本发明方法通过采用偏中性条件下加氢活性金属预先浸渍Y分子筛，然后，浸渍活性金属的Y分子筛再与载体其他组分混合的方式制备催化柴油加氢转化催化剂，使加氢活性金属选择性富集于Y分子筛上，而载体其他组分如氧化铝、硅铝上活性金属较少，因此，可提高活性金属有效利用率，在控制整个催化剂活性金属低负载量的情况下，选择性提高了Y分子筛上的活性金属含量，催化剂整体加氢能力下降的同时，催化剂具有更好的加氢反应选择性和稳定性。

在催化柴油加氢转化过程工艺方面，本发明方法在加氢裂化反应器上下床层间设置气相引出管线，可以将部分已经裂化的气相（主要包括气体轻和汽油组分）直接引出加氢裂化催化剂床层，可以在一定程度上减少生成汽油继续加氢饱和或裂化反应，一方面能够提高汽油的辛烷值，同时还可以提高加氢裂化的液体产品收率。

附图说明

图1为本发明设置引出管线的加氢裂化反应器的结构示意图。

其中，1、原料引入管线；2、循环氢引入管线；3、加氢预处理反应器；4、精制生成油流出管线；5、裂化反应器；6、气相引出管线流量控制阀；7、气相引出管线；8、裂化产品流出管线；9、高压分离器；10、分馏塔；11、轻石引出管线；12、重石引出管线；13、柴油引出管线；14、新氢引入管线。

具体实施方式

下面通过实施例对本发明进一步说明，但不因此限制本发明。

本发明设置引出管线的加氢裂化工艺是通过如下方式实现的：催化柴油原料经管线1与经管线2引入的氢气混合后，进入加氢预处理反应器3进行加氢预处理反应，反应流出物不经分离由管线4进入裂化反应器5进行加氢裂化转化反应；加氢裂化反应器内设置至少两个加氢裂化催化剂床层。在两个裂化催化剂床层之间设置气体引出管线7，同高压分离器9相连，在气体引出管线7上设置气相引出管线流量控制阀门6，加氢裂化反应器反应流出物经管线8进入气液分离器9进行气液分离，分离所得的气相产品经压缩机升压后经管线15，并与管线14的补充氢气混合后循环回预处理反应器，液相流出物进入分馏塔10，分离出轻烃、重石脑油和柴油分别经管线11、12和13引出装置。

实施例1

（1）配置W-Ni浸渍溶液，首先将偏钨酸铵和硝酸镍加入到蒸馏水中制备偏钨酸铵、硝酸镍混合溶液，混合溶液中以金属盐的氧化物计算含氧化钨调整40g/100ml、氧化镍12g/100ml。然后向混合溶液中滴加浓度为25%氨水溶液至pH为5.0；

（2）步骤（1）得到的W-Ni浸渍液按照液/固质量比3:1浸渍Y分子筛2h，然后，过滤后120℃焙烧4h；

（3）取步骤（2）得到的Y分子筛100g与大孔氧化铝100g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得实施例1催化剂C1。

实施例2

（1）配置W-Ni浸渍溶液，首先将偏钨酸铵和硝酸镍加入到蒸馏水中制备偏钨酸铵、硝酸镍混合溶液，混合溶液中以金属盐的氧化物计算含氧化钨调整30g/100ml、氧化镍10g/100ml。然后向混合溶液中滴加浓度为2%氢氧化钾溶液至PH为5.5；

（3）取步骤（2）得到的Y分子筛100g、大孔氧化铝50g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得实施例2催化剂C2。

实施例3

（1）配置Mo-Ni浸渍溶液，首先将氧化钼和碱氏碳酸镍加入到蒸馏水中制备混合溶液，混合溶液中以金属盐的氧化物计算含氧化钼调整20g/100ml、氧化镍7g/100ml。然后向混合溶液中滴加浓度为2%氢氧化钾溶液至pH为6.0；

（2）步骤（1）得到的Mo-Ni浸渍液按照液/固质量比3:1浸渍Y分子筛2h，然后，过滤后120℃焙烧4h；

（3）取步骤（2）得到的Y分子筛100g、硅铝100g、硝酸镍10g和氧化钼5g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得实施例3催化剂C3。

实施例4

（1）配置Mo-Ni浸渍溶液，首先将氧化钼和碱氏碳酸镍加入到蒸馏水中制备混合溶液，混合溶液中以金属盐的氧化物计算含氧化钼调整16g/100ml、氧化镍6g/100ml。然后向混合溶液中滴加浓度为2%氢氧化钠溶液至pH为4.5；

（3）取步骤（2）得到的Y分子筛50g、大孔氧化铝100g、硝酸镍10g和氧化钼5g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得实施例3催化剂C4。

比较例1

取实施例1使用的未浸渍活性金属的Y分子筛100g与大孔氧化铝100g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得载体，再浸渍W、Ni活性金属组分获得比较例1催化剂，编号B1。

比较例2

取实施例4使用的未浸渍活性金属的Y分子筛50g与大孔氧化铝100g混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾压至可挤出状，在挤条机上挤条成型获得载体，再浸渍Mo、Ni活性金属组分获得比较例2催化剂，编号B2。

实施例1~4及比较例1~2催化剂物化性质如表1所示。

实施例5

为了考察实施例及比较例制备催化剂的反应性能，对催化剂在小型装置上进行了评价试验，评价装置采用单段串联一次通过流程，一反装填工业上广泛应用的加氢裂化预处理催化剂FF-36（中国石化抚顺石油化工研究院），二反分别装填按照实施例1和实施例4与比较例1和比较例2的加氢裂化催化剂，其中试验T-1、T-2与比较例BT-1、BT-2中二反裂化反应器为常规反应器，试验T-3、T-4中二反裂化反应器为采用本方法方法在反应器中间设有轻组分引出设施，其中气相引出管线引出的气相物料量为循环氢量的40%。。实施例与比较例所用原料性质、评价条件及评价结果列于表2~表6。

表1实施例与比较例催化剂物化性质。

表2原料油性质。

表3实施例催化剂操作条件。

表4比较例催化剂操作条件。

表5实施例催化剂评价结果。

表6比较例催化剂评价结果。

实施例与比较例工艺试验对比结果表明，采用本发明方法制备的催化剂及工艺技术，使得催化剂中酸性中心及加氢中心得到很好的匹配，分子筛及活性金属有效利用率提高，在保持与比较例相近的催化剂失活速率的前提下，可以大幅度提高汽油产品辛烷值和汽油产品收率。

Claims

1.一种催化柴油加氢转化催化剂的制备方法，其特征在于包括如下内容：（1）采用含活性金属的浸渍液浸渍Y分子筛；（2）步骤（1）得到的Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝混合均匀，加入稀硝酸成浆后挤条成型，干燥、焙烧，得到催化柴油转化催化剂。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的浸渍方法为饱和浸渍，浸渍过程的液固质量比为1.5：1~3：1。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的含活性金属浸渍液为含有第VIB族和第VIII族金属化合物溶液；其中第VIB族活性金属选自W和/或Mo，第VIII族活性金属选自Ni和/或Co，浸渍液中VIB族金属化合物的含量按相应氧化物计为10~50g/100ml，第VIII族金属化合物的含量按相应氧化物计为3~20g/100ml。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述活性金属浸渍液在浸渍Y分子筛之前，采用碱性溶液调整浸渍液pH值为4~7。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的干燥条件为：在80~120℃下干燥1~5小时；焙烧条件为：在400~700℃下焙烧1~5小时。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）中加入第VIB族和第VIII活性金属化合物，与Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝共同混合，所述的活性金属化合物为活性金属盐或活性金属氧化物。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的干燥条件为：在90~150℃下干燥2~8小时；焙烧条件为：在400~700℃下焙烧1~5小时。

8.按照权利要求1~7任一权利要求所述的方法制备的催化剂，其特征在于：以催化剂的重量为基准，第VIB族金属含量以氧化物计为4wt%～15wt%，第VIII族金属含量以氧化物计为2wt%～10wt%，Y分子筛含量为30%~84%，定形硅铝和/或氧化铝含量为10%~64%，其中以无定形硅铝和/或氧化铝重量为基准，无定型硅铝含量0%~50%，氧化铝含量为50~100%。

9.一种催化柴油加氢转化催化剂配套的加氢工艺，其特征在于包括以下内容：（1）催化裂化柴油与氢气的混合物料先进入加氢反应器，与加氢精制催化剂接触，进行加氢精制反应；（2）加氢精制反应流出物进入加氢裂化反应器，与权利要求8所述的催化柴油加氢转化催化剂接触，进行催化柴油加氢转化反应；（3）步骤（2）得到加氢裂化反应流出物经分离和分馏获得石脑油组分及柴油组分。

10.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：所述的加氢精制催化剂使用市售产品或根据本领域常规知识制备；其中加氢精制催化剂采用常规加氢裂化预处理催化剂，催化剂具有如下组成：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族金属为Mo和/或W，第VIII族金属为Co和/或Ni，以催化剂的重量为基准，第VIB族金属含量以氧化物计为8wt%～28wt%，第VIII族金属含量以氧化物计为2wt%～15wt%。

11.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：所述催化裂化柴油的性质：密度为0.88～0.99g/cm³，干点为360～400℃，芳烃含量为50wt%～95wt%；催化裂化柴油的硫含量为0.2wt%～2wt%，氮含量为500～2000ppm。

12.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：所述加氢精制反应的工艺条件为：反应温度为320～440℃，反应压力为4.0～15.0MPa，液时体积空速为0.2～6.0h^-1，氢油体积比为100～2000。

13.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：所述加氢裂化反应的工艺条件为：反应温度为340～440℃，反应压力为4.0～15.0MPa，液时体积空速为0.2～6.0h^-1，氢油体积比为100～2000。

14.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：在步骤（2）中加氢裂化反应器中的加氢裂化催化剂床层之间设置气相引出管线，部分气相物流经由气相引出管线引出至高压分离器，液相和剩余气相混合物继续进行加氢裂化反应。

15.按照权利要求14所述的加氢工艺，其特征在于：在反应条件下原料反应后气化率超过30wt%，加氢裂化催化剂床层间设置气相引出管线。

16.按照权利要求14或15所述的加氢工艺，其特征在于：在反应条件下原料反应后气化率超过50wt%，加氢裂化催化剂床层间设置气相引出管线。

17.按照权利要求14所述的加氢工艺，其特征在于：所述的气相引出管线设置在催化剂床层间气液分配盘或冷氢箱的下方，气相引出管线安装有流量控制阀；正常操作时，气液分配盘或冷氢箱的下部形成一个气相空间，气相引出管线在反应器内的开口设置在该气相空间中。

18.按照权利要求14所述的加氢工艺，其特征在于：在气相引出管线开口处设置折流档板。

19.按照权利要求14所述的加氢工艺，其特征在于：所述气相引出管线引出的气相物料量以体积计为循环氢气量的20%～70%。

20.按照权利要求14所述的加氢工艺，其特征在于：在气相引出管线上面催化剂床层的氢油体积比为700:1～3000:1，气相引出管线下面催化剂床层的氢油体积比为220:1～2000:1。

21.按照权利要求9所述的加氢工艺，其特征在于：加氢裂化反应器的氢油比高于加氢精制反应器的氢油比200～800。