CN110938466B

CN110938466B - 一种蜡油加氢裂化方法

Info

Publication number: CN110938466B
Application number: CN201811113894.XA
Authority: CN
Inventors: 崔哲; 吴子明; 王仲义; 孙士可; 彭冲; 曹正凯; 范思强
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Dalian Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: Sinopec Dalian Petrochemical Research Institute Co ltd; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2018-09-25
Filing date: 2018-09-25
Publication date: 2021-10-08
Anticipated expiration: 2038-09-25
Also published as: CN110938466A

Abstract

本发明公开了一种蜡油加氢裂化方法，包括如下内容：（1）蜡油原料与氢气混合先进入加氢精制反应器进行脱硫、脱氮及芳烃饱和反应；（2）步骤（1）流出物进入加氢裂化反应器，沿物料方向加氢裂化反应器包含第1至第n催化剂床层，其中n≥3，优选n为3或4，其中，第1~第n‑1催化剂床层中装填含有改性Y分子筛的加氢裂化催化剂；第n催化剂床层中装填含有β和/或ZSM系列等具有较强异构性能分子筛的加氢异构催化剂；（3）加氢裂化反应器流出物经气液分离，液相分馏分馏得到石脑油、航煤、柴油和尾油。该方法以蜡油为原料，通过设置合理的催化剂级配方式，以及调变级配床层中的催化剂组成和结构，增产高芳潜的重石脑油，提高航煤和柴油产品质量。

Description

一种蜡油加氢裂化方法

技术领域

本发明涉及一种加氢裂化方法，具体地说是以减压蜡油为原料生产优质清洁燃料的加氢裂化方法。

背景技术

加氢裂化技术具有原料适应性强、生产操作和产品方案灵活性大、产品质量好等特点，能够将各种重质劣质进料直接转化为市场急需的优质喷气燃料、柴油、润滑油基础料以及化工石脑油和尾油蒸汽裂解制乙烯原料，已成为现代炼油和石油化学工业最重要的重油深度加工工艺之一，在国内外获得日益广泛的应用。

CN200610008413.X公开了一种组合加氢裂化方法，该方法首先将劣质催化裂化柴油进行加氢处理，裂化产物与VGO等原料混合进入第二加氢裂化反应区，然后分离出各种轻质产品和加氢尾油，该方法虽然能有效改善重石脑油芳潜和尾油BMCI值，但会影响中间馏分油质量，增产低附加值的柴油产品。

CN200510068180.8公开了一种最大量生产化工原料的加氢裂化方法，该方法将加热后的原料油、氢气进入第一反应区依次与加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂接触，反应物流经油气分离后，所得富氢气体压缩后循环使用，液体则经分馏得到轻石脑油、重石脑油、柴油馏分、尾油馏分，其中柴油馏分经增压后与循环氢混合，再与加氢裂化催化剂接触，该步反应物流与上步反应物流混合进入分离和分馏系统，该方法虽然能有效提高化工原料产率，但工艺流程复杂，设备投资高，装置操作难度大。

CN201110284518.9公开了一种选择性增产航煤的加氢裂化方法，该方法将原料油与氢气混合后依次进行加氢精制反应和加氢裂化反应，反应流出物经冷却、分离后，所得的10％～100％320℃～370℃重柴油馏分返回到原料罐继续反应，这部分馏分芳烃与环烷烃含量较低，是选择性增产航煤馏分的适宜馏分。虽然该方法能达到增产航煤的效果，但这部分循环油只有很少一部分发生裂化反应，增产化工原料效果不明显。

CN200610008420.X公开了一种生产化工原料的加氢裂化方法，该方法将劣质催化裂化柴油与重质加氢裂化原料按比例混合，然后进行加氢处理和加氢裂化，通过控制操作条件，使重石脑油的收率达到40wt％左右，同时保护尾油收率为20wt％左右，该方法虽然可以增产化工原料，但对中间馏分产品性质影响较大。

CN200610008416.3公开了一种并列式加氢裂化方法，该方法将重质馏分油和劣质催化裂化柴油分别加氢裂化，所得的裂化产物混合后进行气液分离，所得的液相经分馏得到轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油和尾油，该方法有效转化催化柴油，但设备投资较高，操作难度大。

CN200610008417.8公开了一种中间馏分油循环的加氢裂化方法，该方法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，该方法设备投资高，操作复杂，低附加值的轻烃收率较高。

CN201210440422.1公开了一种加氢裂化和加氢脱芳组合的加氢方法，该方法将劣质催柴与氢气以气液逆流方式进行加氢精制；精制生成油在贵金属催化剂存在下进行加氢脱芳反应；蜡油与氢气进行加氢裂化预处理反应，加氢裂化预处理流出物与加氢脱芳流出物混合后，进行加氢裂化反应；加氢裂化流出物经分离和分馏，得到不同馏分产品；其中裂化尾油循环至加氢脱芳反应器，该方法虽然可以解决催化柴油处理量有限的问题，而且还可以大幅度提高轻油收率，并提高产品质量，但设备投资高，装置操作复杂。

CN201310540392.6公开了一种生产优质喷气原料的低能耗加氢裂化方法。原料油与氢气混合后，经两次换热后，依次通过加氢精制和加氢裂化反应区；加氢裂化反应区包括至少两种加氢裂化催化剂，上游装填催化剂I，下游装填催化剂II；其中催化剂I含改性Y分子筛15～50wt%，催化剂II含改性Y分子筛3～30wt%，催化剂I中改性Y分子筛的含量较催化剂II高10～25个百分数。该方法将高温高压逆流传热技术与加氢裂化催化剂级配技术有机结合，综合利用加氢裂化反应热，既充分发挥两种不同类型加氢裂化催化剂的特点，在保持催化剂选择性的同时，提高目的产品质量，又降低了工程投资及操作能耗，该方法化工原料产率有限，且喷气燃料质量提高幅度较低，经济效益较低。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种蜡油加氢裂化方法，该方法以减压蜡油为原料，通过不同功能的加氢裂化催化剂合理的组合，增产高芳潜的重石脑油，改善航煤和柴油产品的低温流动性及尾油性质。

本发明的蜡油加氢裂化方法，包括如下内容：

（1）蜡油原料与氢气混合先进入加氢精制反应器进行脱硫、脱氮及芳烃饱和反应；所述加氢精制反应器内至少包含两个加氢精制催化剂床层，每个加氢精制催化剂床层上部装填加氢精制催化剂A，下部装填加氢精制催化剂B，所述加氢精制催化剂A是未经焙烧的加氢精制催化剂且在负载活性金属的同时负载了有机化合物，加氢精制催化剂B为经过焙烧的催化剂；

（2）步骤（1）流出物进入加氢裂化反应器，沿物料方向加氢裂化反应器包含第1至第n催化剂床层，其中n≥3，优选n为3或4，其中，第1~第n-1催化剂床层中装填含有改性Y分子筛的加氢裂化催化剂；第n催化剂床层中装填含有β和/或ZSM系列等具有较强异构性能分子筛的加氢异构催化剂。

其中各床层的加氢裂化催化剂中改性Y分子筛的百分含量C₁~C_n-1（以催化剂总量为基准）具有如下关系：C_n-2/C_n-1＜1；其中最后一个床层的加氢裂化催化剂中β和/或ZSM系列分子筛的百分含量C_n≤C₁~C_n-1中的最小值；

各床层的加氢裂化催化剂的平均孔径D₁~D_n具有如下关系：D₁/D₂＞1，D_n-1/ D_n＜1，其中D₁≤D₂~D_n中的最大值，D_n≥D₁~D_n-1中的最大值；

各床层的加氢裂化催化剂的活性金属百分含量M₁~M_n（以催化剂总量为基准）具有如下关系：M₁/M₂＞1，M_n-1/M_n＜1，其中M₁≥M₂~M_n中的最小值，M_n≥M₁~M_n中的最大值；

其中各床层的加氢裂化催化剂中改性Y分子筛的百分含量与活性金属百分含量具有如下关系：0.1≤C₁/M₁~C_n/M_n中任一比值≤3；

（3）加氢裂化反应器流出物分离为气相和液相，气相循环使用，液相进入分馏塔，分馏得到石脑油、航煤、柴油和尾油。

本发明方法中，沿物流方向各床层中催化剂的装填体积V₁~V_n具有如下关系：0.1＜V₂/V₁＜5，1＜V_n-1/V_n＜10，其中V_n-1＞V₁~V_n中的最小值。

本发明方法中，减压蜡油原料一般为减压瓦斯油（VGO），通常还可以包括直馏蜡油（AGO）、焦化蜡油（CGO）、催化裂化重循环油（HCO）、脱沥青油（DAO）、煤合成油或煤焦油的一种或几种。特别适合原料油初馏点一般为220~450℃，优选为330~390℃；终馏点一般为500~650℃之间，优选550~600℃，氮含量不低于1500mg/g的劣质原料。原料油密度不低于0.9g/cm³， C₇不溶物不大于300mg/g，Fe、Ca、Ni、V含量之和不超过10.0mg/g。

本发明方法中，加氢裂化催化剂形状可以为条型或球型，如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度为3~15mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度为1~8mm，催化剂的颗粒度为P，催化剂的颗粒度P₁~P_n具有如下关系：P₁/P₂＞1，P_n-1/ P_n＜1，其中P₁≤P₂~P_n中的最大值，P_n≥P₁~P_n-1中的最大值；

上述方法中，加氢精制催化剂A的颗粒度高于加氢精制催化剂B的颗粒度，加氢精制催化剂A的颗粒度为加氢精制催化剂B颗粒度的1.3~3倍。加氢精制催化剂A和B的形状可以为条型或球型，如选用条型催化剂，催化剂A的颗粒度为5~10mm，如选用球型催化剂，催化剂A的颗粒度为3~6mm。所述加氢精制催化剂A的孔径为4~15nm，优选6~12nm，加氢精制催化剂B的孔径为加氢精制催化剂A孔径1.2~4倍。

催化剂中活性组分为W、Mo、Ni、Co中的一种或几种，活性组分是氧化态，以氧化物重量计的含量一般为15%～45%。选用氧化态催化剂在使用之前进行常规的硫化处理，使加氢活性组分转化为硫化态。其中，催化剂A在载体成型后进行高温焙烧，在温度300~750℃下焙烧0.5~20小时，再浸渍活性金属组分和有机助剂，所述有机化合物包括但不限于亚砜中的至少一种，干燥后不经过焙烧得到加氢精制催化剂，干燥温度为70~290℃，干燥时间为0.5~20h；市售的催化剂有抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的FF-46、FF-56，也可以按CN101491766A等所述方法制备；催化剂A在开工过程中不能进行高温干燥，同时在引入开工油前催化剂床层温度不能高于160℃。催化剂B在载体成型后进行高温焙烧，在温度300~750℃下焙烧0.5~20小时，再浸渍活性金属组分和有机助剂，经过焙烧得到加氢精制催化剂，焙烧温度300~750℃，焙烧时间为0.5~20h，市售的催化剂有抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的3926、3936、CH-20、FF-14、FF-18、FF-24、FF-26、FF-36、FH-98、FH-UDS、FZC-41等加氢催化剂，IFP公司的HR-416、HR-448等加氢催化剂，CLG公司的ICR174、ICR178、ICR 179等加氢催化剂，UOP公司新开发了HC-P、HC-K UF-210/220，Topsor公司的TK-525、TK-555、TK-557等加氢催化剂，AKZO公司的KF-752、KF-840、KF-848、KF-901、KF-907等加氢催化剂。

上述方法中，第一加氢精制催化剂床层中加氢精制催化剂A装填体积占第一加氢精制催化剂床层的1~80v%，优选10~50v%；第二加氢精制催化剂床层中装填的加氢精制催化剂B相比第一加氢精制催化剂床层中装填的加氢精制催化剂B高5~60%，优选10~50%。

本发明方法中，加氢精制反应器内的反应条件一般为：反应压力5.0～35.0MPa，优选6.0～19.0MPa；平均反应温度为200～480℃，优选270～450℃；体积空速为0.1～15.0h^-1，优选0.2～3.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。加氢精制反应器各床层入口温度以T_n表示，且n≥2，其中，T_n≥T_n-1，T_n-T_n-1≤20℃。

本发明方法中，加氢裂化操作条件包括：反应压力5.0～35.0MPa，优选6.0～19.0MPa；平均反应温度为200℃～480℃，优选270℃～450℃；体积空速为0.1～15.0h^-1，优选0.2～3.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。

本发明方法中，所述含改性Y分子筛的加氢裂化催化剂，包括活性金属组分和载体，活性金属组分选自第VIII族和/或第VIB族金属中的一种或几种，其中第VIII族金属一般为Co和/或Ni，第VIB族金属一般为Mo和/或W，载体为含有改性Y分子筛的无定型硅铝和/或氧化铝。加氢裂化催化剂通常包括裂化组分、加氢组分和粘合剂。如可以是包括现有技术在内任何适用的加氢裂化催化剂。裂化组分通常包括无定形硅铝和/或分子筛，常用分子筛如Y型或USY型分子筛。粘合剂通常为氧化铝或氧化硅。加氢组分为Ⅵ族、Ⅶ族或Ⅷ族金属、金属氧化物或金属硫化物，更优选为铁、铬、钼、钨、钴、镍、或其硫化物或氧化物中的一种或几种。以催化剂的重量为基准，加氢组分含量通常为5~40wt%。具体可以选择现有的加氢裂化催化剂，也可以根据需要制备特定的加氢裂化催化剂。商业加氢裂化催化剂主要有：UOP公司的HC-12、HC-14、HC-24、HC-39等和FRIPP研制开发的3905、3955、FC-12、FC-16、FC-24、FC-32、3971、3976、FC-26、FC-28等，以及CHEVRON公司研制开发的ICR126、ICR210等。商品加氢改质催化剂如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的FC-14催化剂，美国Shell公司研发的SDD-800催化剂等。

以设置三个催化剂床层为例：第一催化剂床层中的含改性Y分子筛的加氢裂化催化剂，具有如下性质：改性Y分子筛的含量C₁为5wt%~30wt%，优选为15wt%~25wt%，催化剂的平均孔径D₁为5-20nm，优选9~13nm，催化剂中活性金属含量M₁为10wt%~40wt%，优选为20wt%~30wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₁为5~12mm，优选为6~10mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₁为2~7mm，优选为3~5mm；其中0.6≤C₁/M₁≤1。

第二催化剂床层中，催化剂的平均孔径D₂比D₁低0.5~5nm，优选1~2nm，改性Y分子筛含量C₂比C₁高10wt%~30wt%，催化剂中活性金属含量M₂比M₁低5wt%~10wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₂为2~8mm，优选为3~6mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₂为1~5mm，优选为2~4mm；其中1.5≤C₂/M₂≤2。

第三催化剂床层中，催化剂的平均孔径D₃比D₂高1~7nm，优选2~4nm，β或ZSM分子筛含量C₃比C₂低30wt%~50wt%，活性金属含量M₃比M₂高10wt%~20wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₃为6~15mm，优选为8~12mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₃为3~8mm，优选为4~6mm；其中0.1≤C₃/M₃≤0.6。

三个催化剂床层的装填体积分别为V₁、V₂和V₃，其中0.5<V₁/ V₂<2, 1<V₂/ V₃<5。

现有技术中，针对加氢处理催化剂活性相的结构，人们先后提出了十余种理论模型，其中Topsøe等人提出的Co-Mo-S模型是目前影响最为广泛的一种模型。Co-Mo-S活性相分为单层（又叫Ⅰ型Co-Mo-S）及多层（又叫Ⅱ型Co-Mo-S）。Ⅰ型Co-Mo-S通过Mo-O-Al键与载体相连，是低硫配位的Co-Mo-S活性相，Mo与Al相互作用较强，因而影响MoS₂层边、角位Co电子状态，导致每个活性中心本征（内在）活性低。II型Co-Mo-S与载体相互作用较低，因此更易完全硫化，呈堆积（叠层）MoS₂结构，为高硫配位的Co-Mo-S活性相，通常由较大的片堆积（叠层）在一起，不与载体相连，II型活性相每个活性中心本征活性高。纯Al₂O₃靠Mo-O-Al连接，MoS₂单层分散好，为I型活性相，加入P、B、Si助剂，可削弱Mo-O-Al连接，出现I型和II型混合活性相。其中，II型活性相催化剂加氢活性更好，具体体现在在较低的平反应温度下，加氢脱氮和芳烃饱和效果更好；但由于催化剂在制备过程中未进行高温焙烧，其高温稳定性较差，因而在加工重质劣质原料时，需要较高的反应温度，这也使这类催化剂在反应器的高温反应区其催化活性不能有效的发挥。本发明通过在各个催化剂床层上部（即低温反应区）装填II型活性相加氢催化剂，下部（即高温反应区）装填普通I型活性相加氢催化剂，充分发挥II型活性相加氢催化剂低温活性好的特点，在提高加氢饱和效果的同时还能产生较大的反应热，促进普通I型活性相加氢催化剂活性的发挥，更好的提高加氢精制反应的芳烃饱和及脱氮深度，改善产品质量。

柴油加氢裂化装置主要生产高芳潜重石脑油、3#喷气燃料调和组分和优质的柴油调和组分，在加氢裂化过程中，由于大分子多环芳烃极性大，更容易吸附在催化剂表面发生裂化反应生成单环芳烃，而单环芳烃较难发生芳烃饱和和开环反应，且这部分未转化的单环芳烃富集在航煤和柴油馏分，影响航煤和柴油产品的燃烧性，特别是在原料性质较差、操作条件较为苛刻时，对航煤和柴油产品燃烧性的影响更为明显。通过在加氢裂化反应器上床层装填孔径较大且裂解活性适中的加氢裂化催化剂，首先对原料中的多环芳烃进行加氢饱和和开环反应，使其转化为带侧链的单环芳烃，由于这部分单环芳烃较难转化，通过降低催化剂平均孔径，不仅可以减少大分子多环芳烃进入催化剂孔道内优先发生反应，降低竞争吸附对单环芳烃裂化反应的影响，还可以增加反应物在催化剂内的停留时间，再通过增加小孔径催化剂分子筛含量，使这部分较难转化的单环芳烃发生断侧链的裂化反应，生成单环芳烃和链烷烃，这样可以有效的将航煤和柴油组分中的芳烃转化成重石脑油组分，而将链烷烃保留在航煤和柴油组分中，在反应器底部装填孔径较大且加氢异构强的催化剂可以改善中间馏分油及尾油的低温流动性，减少二次裂解反应的发生，降低液化气和干气等低附加值产品的产率，这样既可以增产高芳潜的重石脑油，提高航煤、柴油及尾油的产品质量，还能降低轻烃收率，有效的提高装置的经济效益。

具体实施方式

下一步通过实施例进一步描述本发明方法的技术特点，但以下实施例不能限制本发明。实施例及比较例中%如无特殊标记均为质量百分含量。其中所述的加氢精制催化剂为市售的FF-56催化剂（催化剂A）、FF-36催化剂（催化剂B）、加氢裂化催化剂I、加氢裂化催化剂II、加氢裂化催化剂Ⅲ和加氢裂化催化剂IV为市售商品，性质见表1。所述的原料油1的性质见表2，原料油2的性质见表3。

表1催化剂主要物化性质。

表2 原料油1主要性质

表3 原料油2主要性质

实施例1

以原料油1为原料，加氢精制反应器内设置2个催化剂床层，加氢裂化反应器设置3个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I、催化剂II和催化剂III，催化剂装填体积比为1:1:1。具体加氢反应条件、产品分布及性质见表4、5。

实施例2

同实施例1，加氢精制反应器内设置2个催化剂床层，加氢裂化反应器设置3个催化剂床层，不同在于催化剂装填体积比为2：1：1。具体加氢反应条件、产品分布及性质见表4、5。

实施例3

同实施例1，加氢精制反应器内设置2个催化剂床层，加氢裂化反应器设置3个催化剂床层，不同在于催化剂装填体积比为1：2：1。具体加氢反应条件、产品分布及性质见表4、5。

实施例4

以原料油1为原料，加氢精制反应器内设置2个催化剂床层，其中加氢裂化反应器设置4个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I、催化剂II、催化剂II和催化剂III，催化剂装填体积比为1：1：2：1。具体加氢反应条件、产品分布及性质见表4、5。

实施例5

以原料油1为原料，加氢精制反应器内设置1个催化剂床层，装填加氢精制催化剂A，加氢裂化反应器设置3个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I、催化剂IV和催化剂III，催化剂装填体积比为1:1:1。具体加氢反应条件、产品分布及性质见表4、5。

实施例6

同实施例5，只是加氢精制反应器内装填催化剂B。

比较例1

以原料油1为原料，加氢精制反应器内装填催化剂A，其中加氢裂化反应器设置1个催化剂床层，装填催化剂I。

比较例2

以原料油1为原料，加氢精制反应器内装填催化剂B，加氢裂化反应器设置2个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I和催化剂II，催化剂装填体积比为1：1。

比较例3

以原料油1为原料，加氢精制反应器第一床层填催化剂A，加氢精制反应器第二床层填催化剂B，加氢裂化反应器设置2个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂II和催化剂Ⅲ，催化剂装填体积比为1：1。

表4 主要工艺条件及产品分布。

表4 （续）主要工艺条件及产品分布。

表5 产品主要性质。

表5（续）产品主要性质。

实施例7

以原料油2为原料，加氢精制反应器内设置2个催化剂床层，加氢裂化反应器设置3个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I、催化剂II和催化剂Ⅲ，催化剂装填体积比为1：2：1。工艺条件、产品分布及性质见表6、7。

实施例8

比较例4

以原料油2为原料，加氢裂化反应器设置2个催化剂床层，沿物流方向依次装填催化剂I和催化剂II，催化剂装填体积比为1：1。工艺条件、产品分布及性质见表6、7。

表6 主要工艺条件及产品分布

表7产品主要性质

由实施例及比较例可以看出，蜡油原料通过本技术可以生产优质的催化重整原料、3#喷气燃料调和组分和优质的柴油调和组分，且尾油还可以作为蒸汽裂解至乙烯原料，装置投资成本低，操作简单。

Claims

1.一种蜡油加氢裂化方法，包括如下内容：（1）蜡油原料与氢气混合先进入加氢精制反应器进行脱硫、脱氮及芳烃饱和反应；所述加氢精制反应器内至少包含两个加氢精制催化剂床层，每个加氢精制催化剂床层上部装填加氢精制催化剂A，下部装填加氢精制催化剂B，所述加氢精制催化剂A是未经焙烧的加氢精制催化剂且在负载活性金属的同时负载了有机化合物，加氢精制催化剂B为经过焙烧的催化剂；（2）步骤（1）流出物进入加氢裂化反应器，沿物料方向加氢裂化反应器包含第1至第n催化剂床层，其中n≥3，其中，第1~第n-1催化剂床层中装填含有改性Y分子筛的加氢裂化催化剂；第n催化剂床层中装填含有β和/或ZSM系列具有较强异构性能分子筛的加氢异构催化剂；其中各床层的加氢裂化催化剂中改性Y分子筛的百分含量C₁~C_n-1以催化剂总量为基准具有如下关系：C_n-2/C_n-1＜1；其中最后一个床层的加氢裂化催化剂中β和/或ZSM系列分子筛的百分含量C_n≤C₁~C_n-1中的最小值；各床层的加氢裂化催化剂的平均孔径D₁~D_n具有如下关系：D₁/D₂＞1，D_n-1/ D_n＜1，其中D₁≤D₂~D_n中的最大值，D_n≥D₁~D_n-1中的最大值；各床层的加氢裂化催化剂的活性金属百分含量M₁~M_n，以催化剂总量为基准，具有如下关系：M₁/M₂＞1，M_n-1/M_n＜1，其中M₁≥M₂~M_n中的最小值，M_n≥M₁~M_n-1中的最大值；其中各床层的加氢裂化催化剂中改性Y分子筛的百分含量与活性金属百分含量具有如下关系：0.1≤C₁/M₁~C_n/M_n中任一比值≤3；（3）加氢裂化反应器流出物分离为气相和液相，气相循环使用，液相进入分馏塔，分馏得到石脑油、航煤、柴油和尾油。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：n为3或4。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢精制催化剂A的颗粒度为加氢精制催化剂B颗粒度的1.3~3倍；加氢精制催化剂B的孔径为加氢精制催化剂A孔径1.2~4倍。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：第一加氢精制催化剂床层中加氢精制催化剂A装填体积占第一加氢精制催化剂床层的1~80v%；第二加氢精制催化剂床层中装填的加氢精制催化剂B相比第一加氢精制催化剂床层中装填的加氢精制催化剂B高5~60%。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢精制催化剂A在载体成型后进行高温焙烧，在温度300~750℃下焙烧0.5~20小时，再浸渍活性金属组分和有机助剂，所述有机化合物包括但不限于亚砜中的至少一种，干燥后不经过焙烧得到加氢精制催化剂，干燥温度为70~290℃，干燥时间为0.5~20h；催化剂A在开工过程中不能进行高温干燥，同时在引入开工油前催化剂床层温度不能高于160℃。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢精制催化剂B在载体成型后进行高温焙烧，在温度300~750℃下焙烧0.5~20小时，再浸渍活性金属组分和有机助剂，经过焙烧得到加氢精制催化剂，焙烧温度300~750℃，焙烧时间为0.5~20h。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢裂化反应器内沿物流方向各床层中催化剂的装填体积V₁~V_n具有如下关系：0.1＜V₂/V₁＜5，1＜V_n-1/V_n＜10，其中V_n-1＞V₁~V_n-2及V_n中的最小值。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢裂化催化剂的颗粒度为3~15mm，各床层催化剂的颗粒度P₁~P_n具有如下关系：P₁/P₂＞1，P_n-1/ P_n＜1，其中P₁≤P₂~P_n中的最大值，P_n≥P₁~P_n-1中的最大值。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：蜡油原料包括减压瓦斯油、直馏蜡油、焦化蜡油、催化裂化重循环油、脱沥青油、煤合成油或煤焦油的一种或几种。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢精制反应器内的反应条件为：反应压力5.0～35.0MPa，平均反应温度为200～480℃，体积空速为0.1～15.0h^-1，氢油体积比为100：1～2500：1；加氢精制反应器各床层入口温度以T_n表示，且n≥2，其中，T_n≥T_n-1，T_n-T_n-1≤20℃。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢裂化操作条件包括：反应压力5.0～35.0MPa，平均反应温度为200℃～480℃，体积空速为0.1～15.0h^-1，氢油体积比为100：1～2500：1。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢裂化反应器内，以设置三个催化剂床层为例：第一催化剂床层中的含改性Y分子筛的加氢裂化催化剂，具有如下性质：改性Y分子筛的含量C₁为5wt%~30wt%，催化剂的平均孔径D₁为5-20nm，催化剂中活性金属含量M₁为10wt%~40wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₁ 为5~12mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₁为2~7mm；其中0.6≤C₁/M₁≤1；第二催化剂床层中，催化剂的平均孔径D₂比D₁低0.5~5nm，改性Y分子筛含量C₂比C₁高10wt%~30wt%，催化剂中活性金属含量M₂比M₁低5wt%~10wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₂为2~8mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₂为1~5mm；其中1.5≤C₂/M₂≤2；第三催化剂床层中，催化剂的平均孔径D₃比D₂高1~7nm，β和/或ZSM分子筛含量C₃比C₂低30wt%~50wt%，活性金属含量M₃比M₂高10wt%~20wt%；如选用条型催化剂，催化剂的颗粒度P₃为6~15mm，如选用球型催化剂，催化剂的颗粒度P₃为3~8mm；其中0.1≤C₃/M₃≤0.6。

13.根据权利要求12所述的方法，其特征在于：三个催化剂床层的装填体积分别为V₁、V₂和V₃，其中0.5<V₁/V₂<2，1<V₂/ V₃<5。