一種催化裂化柴油轉化工藝及系統的製作方法

2023-08-08 22:56:11

本發明涉及一種烴類加氫處理工藝及系統，具體的說是一種催化裂化柴油轉化工藝及系統。

背景技術：

進入新世紀以來，隨著人們環保意識的日益增強、國家環保法規的日趨嚴格以及國民經濟的快速發展，世界各國對清潔馬達燃料的需求都在不斷增加。催化裂化（fcc）技術是重油輕質化的主要工藝手段之一，在世界各國的煉油企業中都佔有比較重要的地位。我國催化裂化裝置年加工能力目前已經超過1億噸，僅次於美國。在汽柴油品構成中，催化裂化汽油佔80%左右，催化柴油佔30%左右。近年來，隨著國內所加工原油質量的日益重質化，催化裂化所加工的原料也日趨重質化和劣質化，加之許多企業為了達到改善汽油質量或增產丙烯的目的，對催化裂化裝置進行了改造或提高了催化裂化裝置的操作苛刻度，導致催化裂化的產品，特別是催化柴油的質量更加惡化。

為提高石油資源的利用率，提高汽柴油燃料的整體質量水平，實現產品調合最優化和產品價值最大化的目標，滿足國內對清潔燃料不斷增長的需求，高芳烴柴油加氫轉化生產高附加值石腦油組分和低硫清潔柴油燃料的加氫裂化新工藝技術具有很好的應用前景。國內外科研工作者也進行了大量的研究工作。國外已有採用加氫裂化工藝技術將催化裂化輕循環油轉化為超低硫柴油和高辛烷值汽油調合組分的相關報導。如：1995年npra年會，davida.pappal等人介紹了由mobil、akzonobel/nipponketjen和m.w.kellogg公司開發的一種單段加氫裂化工藝技術；2005年npra年會，vasantp.thakkar等人介紹了uop公司開發的lcounicrackingtm技術。據報導，以上兩種技術均可將低價值的催化循環油組分轉化為高辛烷值汽油組分和優質柴油調合組分。該技術生產的汽油組分的產率及辛烷值是該技術優劣的一個重要指標，因此，如何在保證高轉化率的前提下降低汽油組分的加氫飽和是該技術的關鍵。

技術實現要素：

針對現有催化裂化柴油轉化裝置存在問題，本發明提供了一種催化裂化柴油轉化工藝及系統，該工藝通過加熱爐的可切換操作設計，可有效的滿足催化柴油加氫轉化過程運轉初期及中、後期對精製和裂化反應溫度的不同需求，縮短了催化柴油轉化裝置運轉初期穩定時間，降低了成本。

本發明的催化裂化柴油轉化工藝，包括如下內容：轉化初期，經換熱的催化裂化柴油與氫氣混合後進入精製區進行加氫精制反應，反應流出物經加熱爐加熱後，進入裂化區進行加氫裂化反應，反應流出物進入氣液分離區；轉化中、後期，經換熱的催化裂化柴油與氫氣混合後經加熱爐加熱後，進入精製區進行加氫精制反應，反應流出物直接進入裂化區進行加氫裂化反應，反應流出物進入氣液分離區進行氣液分離，得到的液相進入分餾區，分餾出產品。

本發明工藝中，所述的轉化初期和轉化中、後期通常根據裂化區的催化劑活性損失速率以及汽油產品辛烷值來確定運轉初期所需時間，一般情況下，當裂化區的催化劑活性損失速率大於0.1℃/天或汽油產品辛烷值小於90則認為裝置轉化初期結束，進入轉化中、後期。

本發明工藝中，經換熱的催化裂化柴油的溫度一般為300~340℃，換熱方式為本領域技術人員熟知。

本發明工藝中，轉化初期，精製區的加氫精制反應條件為：反應溫度300~340℃，反應壓力6.0~12.0mpa，進料體積空速0.1~2.0h-1，氫油體積比500~2000：1。

本發明工藝中，轉化初期，裂化區的加氫裂化反應條件為：反應溫度360~420℃，反應壓力6.0~12.0mpa，進料體積空速0.1~2.0h-1，氫油體積500~2000：1。

本發明工藝中，所述的轉化中、後期，精製區的加氫精制反應條件為：反應溫度380~440℃，反應壓力6.0~12.0mpa，進料體積空速0.1~2.0h-1，氫油體積比500~2000：1。

本發明工藝中，所述的轉化中、後期，裂化區的加氫裂化反應條件為：反應溫度380~440℃，反應壓力6.0~12.0mpa，進料體積空速0.1~2.0h-1，氫油體積比500~2000:1。

本發明工藝中，所述的精製區內包含一個或多個並聯的加氫精制反應器，反應器內裝填加氫精制催化劑，所述的加氫精制催化劑為可以使用市售產品，也可以根據本領域常規知識製備。本發明所用的加氫精制催化劑可採用常規加氫裂化預處理催化劑，一般以vib族和/或第viii族金屬為活性組分，以氧化鋁或含矽氧化鋁為載體。第vib族金屬一般為mo和/或w，第viii族金屬一般為co和/或ni。以催化劑的重量為基準，第vib族金屬含量以氧化物計為8wt%～28wt%，第viii族金屬含量以氧化物計為2wt%～15wt%。。

本發明工藝中，所述的裂化區內包含一個或多個並聯的加氫裂化反應器，反應器內裝填加氫裂化催化劑，所述的加氫裂化催化劑為可以使用市售產品，也可以根據本領域常規知識製備。以催化劑總重量計，moo3或wo315%～30%，nio2%～15%，改性y型分子篩10%～60%，優選20%～40%。其中所述的改性y分子篩可以是常規方法改性y分子篩，改性y分子篩性質如下：矽鋁比8~50，優選10~30；比表面積500～900m2/g，優選600～800m2/g；孔容0.30～0.60ml/g，優選孔容0.35～0.50ml/g；相對結晶度80%～130%，優選90%～110%，晶胞參數2.432～2.460，優選2.435～2.450；紅外酸量0.4～1.5mmol/g，優選0.5~1.3mmol/g。

本發明裂化區內的加氫裂化催化劑優選採用如下的改性y分子篩製備：改性y分子篩體相矽鋁比（分子篩整體的矽鋁比）為8~30，其中表層矽鋁比20~100，優選30~80，表面層矽鋁比高於體相矽鋁比20~70，其中所述的表層指分子篩外表面至內部10~200nm的厚度範圍，更優選50~190nm；改性y分子篩晶胞常數為2.425~2.455nm；氧化鈉質量百分含量小於1.0%；改性y分子篩比表面積600~900m2/g，優選650~850m2/g；孔容0.20~0.70ml/g，優選0.3~0.6ml/g；紅外酸含量0.3~1.5mmol/g，優選0.4~1.2mmol/g；相對結晶度60%~130%，優選70%~120%。其中，改性y分子篩的製備方法，包括如下內容：（1）以nay沸石為原粉在銨鹽水溶液中進行銨鹽離子交換；（2）對步驟（1）中得到的銨交換後的y分子篩進行水熱處理；（3）對步驟（2）水熱處理後的y分子篩酸脫鋁處理；（4）對步驟（3）所得的y分子篩快速乾燥處理；（5）步驟（4）得到的y分子篩與液態或氣態的不飽和烯烴充分接觸，然後在含氧氣氛中進行積炭反應；（6）將步驟（5）得到的分子篩經偏鋁酸鈉溶液脫矽補鋁處理；（7）步驟（6）處理後的y分子篩經過濾、乾燥後，進行燒炭處理，得到改性y分子篩。

其中，步驟（1）中所述銨鹽離子交換過程如下：以nay沸石為原料在銨鹽水溶液中，60~120℃下，優選60~90℃下，交換1~3小時，交換次數為1~4次，得到交換後的nay沸石，na2o含量小於3.0%；其中nay沸石原料的sio2/al2o3摩爾比為3~6，氧化鈉質量百分含量6%~7%；銨鹽是氯化銨、硝酸銨、硫酸銨、醋酸銨或草酸銨中的一種或幾種，銨鹽水溶液濃度0.3~6.0mol/l，優選1.0~3.0mol/l。

步驟（2）所述水熱處理過程是在自身水蒸氣或通入水蒸氣的條件下，水熱處理條件為：溫度為550~700℃，壓力為0.01~0.5mpa，處理時間為1.0~6.0小時。

步驟（3）中所述的酸脫鋁處理過程為常規方法，即用無機酸和/或有機酸的混合溶液處理步驟（2）得到的y分子篩。步驟（2）酸處理過程使用的無機酸或有機酸是硫酸、鹽酸、硝酸、檸檬酸、草酸或醋酸中的一種或多種，無機酸和/或有機酸的濃度以h+計為0.3~2.0mol/l，優選0.7~1.5mol/l；酸脫鋁處理過程的液固質量比為3:1~30:1；處理溫度60~120℃；處理時間為0.5~3小時。

步驟（4）所述的快速乾燥處理條件為：乾燥溫度為100~200℃，優選120~160℃，乾燥時間為1~60分鐘，優選3~30分鐘。一般的處理過程為：將步驟（3）所得的y分子篩直接加入預先升溫至乾燥溫度的馬弗爐或其他加熱設備中進行焙燒。通過快速乾燥處理，去除分子篩表層水分。

步驟（5）所述的不飽和烯烴是碳原子數為2~10的正構或異構烯烴、二烯烴；其中所述的烯烴與分子篩充分接觸是指不飽和烯烴擴散進入分子篩內部；當使用氣態不飽和烯烴時，氣態不飽和烯烴與分子篩接觸條件為：壓力0.1~1.0mpa，接觸時間0.1~2小時；當使用液態不飽和烴時，液態不飽和烯烴與分子篩接觸條件為：壓力0.1~1.0mpa，接觸時間0.5~4小時，分子篩應完全浸漬於液態烯烴中。所述的烯烴與分子篩充分接觸一般在常溫下進行，所述的不飽和烴狀態相態均為常溫下相態。

步驟（5）所述的含氧氣氛為空氣、氧氣與氮氣的混合物或氧氣與惰性氣體的混合物中的一種，氧氣在氣相中的體積分數為10%~100%，優選為空氣；積炭反應條件為：反應溫度50~500℃，優選100~400℃，反應時間為1~50小時，優選2~40小時。

步驟（6）中所述的偏鋁酸鈉處理過程為：將步驟（5）得到的y分子篩按照液固質量比5：1~20：1與偏鋁酸鈉水溶液混合升溫進行脫矽補鋁處理。其中偏鋁酸鈉水溶液中偏鋁酸鈉濃度為0.05~2mol/l，優選0.1~1.5mol/l，處理溫度為40~120℃，優選60~100℃，處理時間0.5~5h，優選1~3h。

步驟（7）所述乾燥條件為溫度90~120℃，乾燥時間為2~4小時；燒炭處理條件為400~600℃下焙燒2~4小時，脫除分子篩上殘留的積炭。

本發明工藝中，所述的氣液分離區將來自裂化區的反應流出進行氣液分離，氣相循環回精製區繼續使用，液相進入分餾區獲得石腦油組分及柴油組分，其中石腦油組分可以作為高辛烷值汽油調和組分，柴油組分可以調和柴油，也可循環回裂化區進一步反應。所述的氣液分離區包含一個或多個高壓分離器，所述的分餾區包含常規的烴油分餾系統。

本發明同時提供一種催化裂化柴油轉化系統，該系統包括加熱爐、精製區、裂化區、氣液分離區、分餾區和若干連接管線；其中新氫管線與原料油總管線連接，原料油總管線分為兩路，一路通過原料管線i與加熱爐進料口a連接，原料管線i上設有閥門，與加熱爐進料口a對應的加熱爐出料口b經管線與精製區的進料管線連接，另一路經原料管線ii與精製區的進料管線連接，原料管線ii上設有閥門；精製區出料管線分為兩路，一路通過出料管線i與加熱爐進料口c連接，出料管線i上設有閥門，與加熱爐進料口c對應的加熱爐出料口d經管線與裂化區的進料管線連接，另一路經出料管線ii與裂化區的進料管線連接，出料管線ii上設有閥門；裂化區的出料管線與氣液分離區連接，氣液分離區的氣相排出管線與精製區的進料管線連接，氣液分離區的液相排出管線與分餾區連接。

上述的催化裂化柴油轉化系統的操作方式，包括如下內容：運轉初期，經換熱的反應原料（催化裂化柴油）經原料油總管線1與經新氫管線8引入的新氫混合後，經原料管線ii3流經閥門6（閥門2關閉），然後，經精製區的進料管線7與經氣液分離區的氣相排出管線18引入的循環氫混合後進入精製區9，反應流出物經出料管線i12、閥門19（閥門11關閉），通過加熱爐進料口c進入加熱爐4加熱（閥門11處於關閉狀態）後，由加熱爐出料口d流出，經裂化區的進料管線13進入裂化區14反應，反應流出經裂化區的出料管線15進入氣液分離區16進行氣、液分離，氣相經管線18循環使用，液相經液相排出管線17流出裝置進入分餾區20分離出汽油和柴油產品；運轉中、後期，經換熱的反應原料（催化裂化柴油）經原料油總管線1與經新氫管線8引入的新氫混合後，經原料管線i21、閥門2（閥門6關閉），通過加熱爐進料口a進入加熱爐4加熱後，由加熱爐出料口b流出，經管線5、精製區的進料管線7進入精製區9進行反應，反應流出物經精製區的出料管線ii10、管線22、閥門11（閥門19關閉）、裂化區的進料管線13進入裂化區14反應，反應流出物經裂化區的出料管線15進入氣液分離區16進行氣、液分離，氣相經管線18循環使用，液相經液相排出管線17流出裝置進入分餾區20分離出汽油和柴油產品。

發明人對於催化柴油加氫轉化工藝進行了大量研究後發現，在催化柴油加氫轉化工藝中，為了抑制催柴加氫轉化過程裂解汽油組分加氫飽和反應進行，提高汽油產品辛烷值，理想的催化柴油加氫轉化工藝的裂化區應在較高的反應溫度下（一般為380℃~420℃）進行，以減少加氫飽和反應發生，此外，還要求裂化區進料中的氮化物含量控制在合理範圍內（一般為多少30~100ppm，即需要精製區生成油的氮化物含量控制在一定範圍），以滿足抑制加氫飽和反應和保持催化劑穩定性兩方面需求（氮含量過低會使得加氫飽和反應加劇，氮含量過高則會導致催化劑中毒）。催化柴油加氫轉化工藝在不同反應時期精製區和裂化區的反應狀態也是不同的，一般分為運轉初期、平穩期（中期）和末期（後期）。

催化柴油加氫轉化工藝運轉初期，精製區的催化劑具有較高的反應活性，在較低的反應溫度下（一般為340℃以上）即可完成較高的脫氮率，一般將精製區控制在很低的溫度下（一般為300℃~340℃）以維持精製區生成油（裂化區進料）的氮化物含量。而裂化區催化劑一般需要運轉20天以上才能逐漸積碳進入穩定期，汽油組分辛烷值得到提高，運轉初期通常需要較高的裂化區反應溫度，從而提高裂化區催化劑的積碳速率，同時，較低的精製區反應溫度，提高精製區生成油氮含量，抑制裂化區催化劑初期過高的反應活性，因此，運轉初期通常希望使精製區與裂化區二者的反應溫度相匹配。而常規催柴轉化工藝加熱爐通常設置在精製區之前，主要用於加熱精製區反應進料，因此，運轉初期精製區較低的反應溫度使裂化區反應溫度無法進一步提升，從而裂化區反應在較低溫度下進行，一方面較低的反應溫度有利於加氫飽和反應，汽油組分飽和嚴重，產品辛烷值一般低於80；另一方面，較低的反應溫度，減緩了催化劑積碳反應速率，裂化區催化劑的加氫及裂化活性在初期很高，二次裂解反應增加，汽油產率較低，化學氫耗較高，裂化生成的汽油組分中芳烴過度飽和，辛烷值較低。

催化柴油加氫轉化工藝運轉一般一個月以後進入平穩期，此時，精製區催化劑活性發生一定下降，精製區反應溫度增加，帶動裂化區溫度升高，有利於抑制汽油產品中芳烴組分加氫飽和進行，提高汽油產品辛烷值。同時，裂化區催化劑充分積碳，催化劑活性穩定後，二次裂解反應減少，汽油產率有所增加，化學氫耗下降。但是精製區接觸的原料較差，精製區催化劑的失活速率明顯高於裂化區催化劑，精製區需要在較高的反應溫度下（一般為380℃~440℃）運行才可將精製區生成油的氮含量控制在合理範圍，防止裂化區催化劑氮中毒。而繼續運行至運轉末期後，由於精製區催化劑活性衰減明顯，則需要大幅提升精製區反應溫度以控制精製生成油氮含量。而裂化區反應進料相對精製區要好，因此，雖然有一定程度的溫度提升，但提溫幅度小於精製區。現有技術中，常規的催化柴油加氫轉化工藝過程，通常在精製區之前設置一個加熱爐，加熱爐只加熱精製區進料，精製區反應溫度直接決定了裂化區反應溫度，無法滿足整個反應過程溫度變化的需要。

本發明通過加熱爐的可切換操作設計可有效的滿足催化柴油加氫轉化過程運轉初期及中、後期對精製和裂化區反應溫度的不同需求，運轉初期採用加熱爐加熱精製生成油，按照精製區低溫和裂化區高溫操作模式運行，這樣精製區的精製生成油維持一定的氮含量，抑制汽油中芳烴組分加氫飽和深度及裂化區催化劑的裂化活性，而裂化區中裂化催化劑積碳速率加快，縮短進入穩定期的時間；運轉中、後期採用加熱爐加熱精製反應器進料，提高精製反應溫度，有效的控制精製生成油氮含量在合理範圍內。除此之外，本發明工藝過程使用特殊方法製備的加氫裂化催化劑作為裂化區催化劑，該催化劑兼具更好的耐氮能力和較高的反應活性，在運轉初期可以進一步提高精製生成油的氮含量，在保證催化劑不發生過度氮中毒的前提下，抑制裂化區內汽油產品的過度飽和以及二次裂解，提高運行初期裝置運行效果。

附圖說明

圖1為本發明的催化裂化柴油轉化工藝流程圖。

圖2為常規的催化裂化柴油轉化工藝流程圖。

具體實施方式

下面結合附圖和具體實施例對本發明的方法做進一步的說明。

如圖1，本發明工藝的具體操作方式如下：運轉初期，經換熱的反應原料（催化裂化柴油）經原料油總管線1與經新氫管線8引入的新氫混合後，經原料管線ii3流經閥門6（閥門2關閉），然後，經精製區的進料管線7與經氣液分離區的氣相排出管線18引入的循環氫混合後進入精製區9，反應流出物經出料管線i12、閥門19（閥門11關閉），通過加熱爐進料口c進入加熱爐4加熱（閥門11處於關閉狀態）後，由加熱爐出料口d流出，經裂化區的進料管線13進入裂化區14反應，反應流出經裂化區的出料管線15進入氣液分離區16進行氣、液分離，氣相經管線18循環使用，液相經液相排出管線17流出裝置進入分餾區20分離出汽油和柴油產品；運轉中、後期，經換熱的反應原料（催化裂化柴油）經原料油總管線1與經新氫管線8引入的新氫混合後，經原料管線i21、閥門2（閥門6關閉），通過加熱爐進料口a進入加熱爐4加熱後，由加熱爐出料口b流出，經管線5、精製區的進料管線7進入精製區9進行反應，反應流出物經精製區的出料管線ii10、管線22、閥門11（閥門19關閉）、裂化區的進料管線13進入裂化區14反應，反應流出物經裂化區的出料管線15進入氣液分離區16進行氣、液分離，氣相經管線18循環使用，液相經液相排出管線17流出裝置進入分餾區20分離出汽油和柴油產品。

如圖2，現有常規的工藝流程為：反應原料經管線1與經管線11引入的新氫混合後進入加熱爐2加熱後經管線3精製區4，反應後反應流出物經管線5進入裂化區6反應，反應流出物7進入氣液分離區8進行氣、液分離，氣相氫氣經管線9循環使用，液相流出經管線10進入分餾區12分離出汽油和柴油產品。

本發明實施例採用的加氫裂化催化劑的製備方法，包括如下內容：（1）選擇加氫裂化催化劑載體材料，載體材料包括至少一種酸性裂化材料，加入酸性膠溶劑，經成型、乾燥和焙燒，製備出加氫裂化催化劑載體；其中所述的酸性裂化材料包括經改性y分子篩和無定形酸性組分；（2）採用含活性金屬的浸漬液對步驟（1）的載體進行浸漬，浸漬後的載體經乾燥、焙燒，得到加氫裂化催化劑；其中浸漬的液固質量比為1.5：1~3：1，採用本領域熟知的飽和浸漬的方式進行，浸漬液中vib族金屬化合物的含量按相應氧化物計為10~40g/100ml，第viii族金屬化合物的含量按相應氧化物計為3~15g/100ml，浸漬液中金屬化合物的濃度可以根據產品需要進行相應調整；其中所述的乾燥條件為：在90~150℃下乾燥2~8小時；焙燒條件為：在400~700℃下焙燒1~5小時。所述的改性y分子篩的體相矽鋁摩爾比採用化學分析法測得，表層矽鋁摩爾比採用透射電鏡x射線電子能譜法測得。

實施例1

（1）取試驗室製備的nay分子篩原粉200g，用濃度為0.6mol/l的硝酸銨按照液固比3:1混合，80℃交換3小時，重複此過程3次，交換後的y分子篩中na含量以na2o計為2.0%；

（2）對步驟（1）得到的y分子篩650℃，0.1mpa下水熱處理1小時；

（3）步驟（2）所得的分子篩按照液固比15:1與濃度0.8mol/l的鹽酸溶液（濃度以h+計）混合，90℃下恆溫處理2小時；

（4）步驟（3）所得分子篩130℃乾燥25min；

（5）取己二烯浸泡步驟（4）所得的分子篩40min，然後，在空氣氣氛下150℃加熱25小時；

（6）步驟（5）所得的分子篩按照液固比6:1與0.6mol/l的偏鋁酸鈉，80℃處理3小時；

（7）經步驟（6）偏鋁酸鈉處理後的y分子篩，120℃乾燥2小時，550℃焙燒2小時後，得到改性y分子篩i。

所得改性y分子篩i透射電鏡能譜分析結果測定其外表面至150nm厚度，表面層矽鋁比為48，分子篩體相矽鋁比為20。xrd分析結果表明其晶胞常數為2.437，相對結晶度96%。孔容0.34ml/g，比表面積760m2/g，紅外分析結果測定紅外酸量為0.85mmol/g。

實施例2

（1）取試驗室製備的nay分子篩原粉200g，用濃度為1.5mol/l的硝酸銨按照液固比4:1混合，80℃交換2小時，重複此過程2次，交換後的y分子篩中na含量以na2o計為2.5%；

（2）對步驟（1）得到的y分子篩640℃，0.2mpa下水熱處理2小時；

（3）步驟（2）所得的分子篩按照液固比20:1與濃度1.5mol/l的檸檬酸溶液（濃度以h+計）混合，85℃下恆溫處理2小時；

（4）步驟（3）所得分子篩140℃乾燥8min；

（5）取己二烯浸泡步驟（4）所得的分子篩40min，然後，在空氣氣氛下150℃加熱25小時；

（6）步驟（5）所得的分子篩按照液固比10:1與1.0mol/l的偏鋁酸鈉，60℃處理2小時；

（7）經步驟（6）偏鋁酸鈉處理後的y分子篩，120℃乾燥2小時，550℃焙燒2小時後，得到改性y分子篩ii。

所得改性y分子篩ii透射電鏡能譜分析結果測定其外表面至85nm厚度，表面層矽鋁比為60，分子篩體相矽鋁比為16。xrd分析結果表明其晶胞常數為2.438，相對結晶度94%。孔容0.35ml/g，比表面積740m2/g，紅外分析結果測定紅外酸量為0.88mmol/g。

實施例3

（1）配置w-ni浸漬溶液：取偏鎢酸銨480g和硝酸鎳480g加水溶解後配置1000ml浸漬溶液，所得浸漬溶液中活性金屬以wo3和nio含量計算分別為33g/100ml和10g/100ml，溶液編號ry；

（2）取改性y分子篩i50g與50g大孔氧化鋁混合，加入4g/100ml稀硝酸在混合器中混合碾壓至可擠出狀，在擠條機上擠條成型獲得載體t-1；

（3）取t-160g加入120mlry浸漬液浸漬2小時，然後120℃乾燥4小時，500℃焙燒3小時，得到加氫裂化催化劑，編號為cat-1。

實施例4

同實施例3，只是改性y分子篩採用常規方法改性處理，即先氟矽酸銨處理再水熱處理製備。改性y分子篩的性質如下：sio2/al2o3摩爾比為17.0，xrd分析結果表明其晶胞常數為2.439，相對結晶度92%，孔容0.36ml/g，紅外分析結果測定紅外酸量為0.90mmol/g，催化劑編號b-1。

實施例5

將催化劑cat-1和b-1應用於本發明所述的工藝流程（圖1）為工藝i，常規的工藝流程（圖2）為工藝ii進行評價。原料油性質、反應條件及評價結果列於表1~4。其中精製區催化劑採用工業廣泛應用的ff-36加氫預處理催化劑；

表1原料油性質。

表2運轉初期進入穩定期的時間對比結果。

表3運轉2000h後反應性能對比結果。

表4運轉進入穩定期後的反應性能對比結果。

從評價結果來看，採用本發明工藝過程運轉初期可以控制精製區在較低的反應溫度下運行，通過加熱爐來控制裂化區進料溫度，這樣有利於縮短裂化催化劑達到穩定活性的時間，運轉初期小於210℃汽油產品辛烷值超過90所需時間大幅縮短。而本發明工藝技術配套使用的特殊方法製備的裂化劑具有更好的耐氮能力，相比於常規加氫裂化催化劑，實施例催化劑在運轉穩定後表現出更好的反應性能，反應活性及產品質量明顯好於常規方法製備的加氫裂化催化劑。