CN109988632B

CN109988632B - 一种催化剂级配技术生产汽油和柴油的方法

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Publication number: CN109988632B
Application number: CN201711468766.2A
Authority: CN
Inventors: 王仲义; 崔哲; 彭冲; 曹正凯; 孙士可; 吴子明
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: 2017-12-29
Filing date: 2017-12-29
Publication date: 2021-02-05
Anticipated expiration: 2037-12-29
Also published as: CN109988632A

Abstract

本发明公开了一种催化剂级配技术生产汽油及多产柴油的方法。常规的重质原料进行限制性加氢精制后，再进行加氢转化及改质反应，在一定的工艺条件限定及级配催化剂体系下生产高品质汽油或者调和组分，并可以最大量生产柴油组分。本发明将重质馏分油根据其组成特点最大限度的转化为优质汽油和柴油，为劣质原料的加工及汽油的生产提供了一条经济可行的线路。

Description

一种催化剂级配技术生产汽油和柴油的方法

技术领域

本发明涉及一种蜡油组分的处理方法，具体的说是通过催化剂级配技术加工蜡油原料生产高品质汽油，副产最大量优质高品质柴油及其它液相产品的生产方法。

背景技术

汽油是用量最大的轻质石油产品之一，是引擎的一种重要燃料，可以由石油炼制的不同单元得到，原油加工过程中，蒸馏、催化裂化、热裂化、加氢裂化、催化重整等单元都产出汽油组分，但辛烷值不同，如直馏汽油辛烷值低，不能单独作为发动机燃料；此外，杂质硫含量也不同，因此硫含量高的汽油组分还需加以脱硫精制，最后，将上述汽油组分加以调和，必要时需加入高辛烷值组分，最终得到符合国家标准的汽油产品。

目前我国生产汽油的主要途径为催化裂化和催化重整。催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化的核心工艺，随着全球石油日益重质化，FCC装置的处理能力也不断提高，以各种重质油为原料，通过催化裂化反应得到主要产品就是高辛烷值汽油，但由于目前汽油排放标准的提高，催化裂化汽油的生产要求原料的前精制以及产品的后精制；催化重整是对汽油馏分中的烃类分子结构进行重新排列成新的分子结构的过程，是提高汽油质量和生产石油化工原料的重要手段，是当前生产汽油必不可少的工艺，但由于其反应过程以及催化剂的特性要求，对于原料的来源以及洁净度有着很高的要求。

加氢裂化技术具有原料适应性强、产品方案灵活、液体产品收率高、产品质量好等诸多优点，多年来一直受到世界各国炼油企业的青睐。作为重油深度加工的主要工艺之一加氢裂化也可以间接生产汽油组分，由于其工艺的特性，产出的重石脑油杂质含量极低、但辛烷值不高，与催化汽油正好相反，这部分加裂重石脑油作为催化重整单元的进料，进行分子结构重排后可生产高辛烷值汽油，另外，目前工业上也出现了利用催化裂化柴油直接生产高辛烷值汽油的加氢转化方法，其反应本质上应归结为加氢裂化反应，但是总体来说，仍未出现处理重质油组分（如减压蜡油、催化油浆等）而直接生产高辛烷值汽油或者调和组分的方法。

CN104611029A公开了一种催化裂化柴油加氢转化方法，催化柴油与氢气混合后先进入加氢精制反应器进行加氢精制反应，然后再进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应。虽然通过加氢转化过程生产了高辛烷值汽油，但本质上仍是使用催化裂化柴油为原料，并未将优质汽油的生产原料范围进行扩大，具有一定的局限性。

CN101724454A介绍了一种生产高辛烷值汽油的加氢裂化方法，原料油与氢气混合后进入反应器依次进行加氢精制与加氢裂化反应，虽然具有可以加工更加劣质的原料、催化剂运转周期长和加氢裂化产品质量好等特点。但使用的原料仍是柴油组分，并未使用重质油直接生产高辛烷值汽油。

CN103184073A介绍了一种生产高辛烷值汽油调和组分的加氢裂化方法，原料油进行受控的加氢精制与加氢转化反应，虽然通过工艺上的控制可以实现目的产品为高辛烷值汽油或者调和组分，但原料的选择范围仍比较单一，无法利用重质油品进行生产，同时催化剂上也未针对工艺进行有效的改进。

发明内容

针对现有技术存在的问题，本发明要解决的技术问题是提供一种加工重质原料生产高辛烷值汽油的加氢裂化工艺方法。该方法将常规的重质原料进行限制性加氢饱和后再进行加氢转化及改质反应，在一定的工艺条件限定及特制催化剂级配的条件下生产一定量的高品质汽油或者调和组分，同时对副产的液相组分进行改质及裂化反应也可生产高品质的其它燃料油品，如优质汽油和乙烯裂解原料等，其中柴油组分可实现最大量生产，本发明在实现对重质馏分选择性加工的基础上，最大限度的生产目的产品。

本发明提供了一种催化剂级配技术生产汽油和柴油的方法，包括以下内容：

a）在加氢精制条件下，重质油原料与氢气混合后通过含有加氢精制催化剂床层的反应区进行限制性加氢精制反应；

b）步骤a）所得的加氢精制流出物经过级配加氢催化剂床层，首先在加氢转化工艺条件下，通过含有蜡油加氢转化催化剂床层的反应区进行限制性加氢转化反应；所得的反应流出物在加氢改质工艺条件下，通过含有加氢改质催化剂床层的反应区进行限制性加氢改质反应；加氢改质反应流出物进入含加氢转化催化剂的反应区继续反应。

c）步骤b）所得反应流出物进行气液分离、分馏操作，得到转化汽油、改质柴油及未转化油；未转化油可作为油品排出也可进行二段常规加氢裂化反应，从而得到优质的液相目的产品。

步骤a）所述的重质油原料的终馏点一般为450～580℃，优选480～570℃，密度一般在0.90g/cm³以上，优选0.93g/cm³以上，原料中总芳烃在40wt%以上，优选45wt%以上，氮含量在800mg·g^-1以上，优选1000mg·g^-1以上。一般为减压蜡油、脱沥青油或焦化蜡油中的一种或者几种，可以选自加工中东原油或者辽河原油得到的上述组分，原料的其它杂质性质应为本领域的常识知识，必须是满足可以作为加氢裂化装置进料的要求。

步骤a）所述的加氢精制工艺条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比200∶1～3000∶1，体积空速为0.1～5.0 h^-1，反应温度260℃～435℃；优选的操作条件为反应压力7.0～12.0 MPa，氢油体积比300∶1～900∶1，体积空速1.0～3.0 h^-1，反应温度300℃～430℃。

步骤a）所述的限制性加氢精制反应是指要控制一定的加氢饱和深度，避免重质油原料中的芳烃组分过度饱和从而影响到汽油馏分产品的辛烷值，根据原料中芳烃及氮含量的差异，一般需要控制精制油（即步骤a）所得的反应流出物）的氮含量为50~250mg·g^-1，优选100~200mg·g^-1，这样可以在降低精制油氮含量的同时最大限度的保留住原料中的芳烃组分。这里需要说明的是，在加氢精制反应过程中，通过控制上述精制油氮含量，其反应流出物中的芳烃组分中三环及以上的组分含量较少，一般总量在1~20wt%，优选2~15wt%。

步骤b）所述的加氢转化工艺条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比300∶1～2000∶1，体积空速为0.1～8.0 h^-1，反应温度280℃～455℃；优选的操作条件为反应压力7.0～12.0 MPa，氢油体积比400∶1～1000∶1，体积空速2.0～5.0 h^-1，反应温度310℃～440℃。

步骤b）所述的限制性加氢转化反应是指要控制一定的加氢转化深度，避免步骤a）中的反应流出物里的非芳烃组分过度裂化从而影响到汽油馏分产品的辛烷值，根据原料及步骤a）中的反应流出物里的芳烃差异，一般需要控制总产品中优质汽油馏分的收率1~15wt%，这样可以在加工重质油原料的同时，最大限度的保留原料中的芳烃组分并转化至汽油馏分中，从而提高汽油产品的辛烷值。

步骤b）所述的加氢改质工艺条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比300∶1～2000∶1，体积空速为0.1～8.0 h^-1，反应温度280℃～455℃；优选的操作条件为反应压力7.0～12.0 MPa，氢油体积比400∶1～1000∶1，体积空速1.0～4.0 h^-1，反应温度310℃～440℃。

步骤b）所述的限制性加氢改质反应是指要控制一定的加氢改质深度，避免前段反应过程流出物里的非芳烃组分过度裂化从而影响到汽油馏分产品的辛烷值，其过程目的是使得原料中的双环芳烃进行开环但不断链的有针对性的目的反应。根据原料及前段反应流出物里的芳烃差异，一般需要控制该过程单元柴油反应总温升不大于20℃，柴油收率维持在95~98wt%，这样可以在加工重质油原料的同时，最大限度的针对原料中的双环芳烃组分进行针对性的改质反应，从而在保证汽油产品辛烷值的同时提高柴油产品的产量及十六烷值，其中柴油收率可实现最大化。

步骤a）所述的加氢精制催化剂包括载体和所负载的加氢金属。以催化剂的重量为基准，通常包括元素周期表中第ⅥB族金属组分，如钨和/或钼以氧化物计为10%~35%，优选为15%~30%；第Ⅷ族金属如镍和/或钴以氧化物计为1%~7%，优选为1.5%~6%。载体为无机耐熔氧化物，一般选自氧化铝、无定型硅铝、二氧化硅、氧化钛等。其中常规加氢裂化预处理催化剂可以选择现有的各种商业催化剂，例如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的3936、3996、FF-16、FF-26、FF-36、UDS-6等加氢精制催化剂；也可以根据需要按本领域的常识进行制备。所述的精制催化剂应装填在转化催化剂的上游。

本发明中，根据原料油中芳烃类型的差异，步骤b）所述的级配加氢催化剂至少包括三种含有分子筛的加氢裂化催化剂。按照反应物流方向自上而下依次装填重芳烃加氢转化催化剂、加氢改质催化剂以及单环芳烃保留催化剂。

对应的重芳烃加氢转化催化剂为含分子筛的加氢转化催化剂，是依据本方法特别制备的催化剂。所述的加氢转化催化剂包括加氢活性金属、分子筛组分和氧化铝载体。一般的加氢转化催化剂由Wo、Mo、Co、Ni等加氢活性金属组分，分子筛组分和氧化铝载体等构成。其以重量计包括WO₃(或MoO₃) 9～29wt%、NiO(或CoO) 5～10wt%、Y型分子筛15～45wt%和氧化铝20～50wt%。重芳烃加氢转化催化剂中，所述的Y型分子筛为小晶粒Y型分子筛。小晶粒Y型分子筛的粒径为400～600nm，红外总酸0.3～0.7mmol/g，中强酸比例为 50%（mmol·g^-1/mmol·g^-1）以上，晶胞参数2.435～2.440nm；孔容0.5～0.7 cm³/g，其中2-8nm二次孔孔容占总孔容的比例在60%以上。该Y型分子筛具有更多的可接触并暴露出的酸性中心，有利于烃分子的扩散，可提高环状烃特别是三环及以上芳烃的优先转化能力，定向将三环芳烃中间的芳环进行饱和并且断裂，最大量的生产高辛烷值的汽油组分。含有该小晶粒Y型分子筛的加氢转化催化剂，其主要作用是可以针对原料中的三环芳烃进行选择性的反应，而对非三环的两环及单环芳烃的选择性较差。该Y型分子筛与常规Y型分子筛存在一定的差异，常规改性分子筛晶粒度一般为800～1200nm，孔容为0.35～0.50 cm³/g，二次孔孔容占总孔容的比例一般30～50%，中强酸比例为50～70%（mmol·g^-1/mmol·g^-1）。所述的加氢转化催化剂可以根据以上描述按照本领域的常识制备符合要求的催化剂。

对应的加氢改质催化剂为含分子筛的加氢催化剂，是指一种用于油品改质的加氢催化剂，为本领域中的常规加氢转化催化剂。所述的加氢改质催化剂是一种双功能加氢转化催化剂，以氧化铝和Y型分子筛为载体，含有至少一种ⅥB族金属和至少一种第Ⅷ族金属，以重量计催化剂载体含有氧化铝40w%～80w%、无定形硅铝0w%～20w%，分子筛5w%～30w%；其中Y分子筛的孔容0.40～0.52 mL/g，比表面750～900m²/g，晶胞常数2.420～2.500nm，SiO₂/Al₂O₃分子比7～15，催化剂中ⅥB族金属氧化物含量为10w%～30w%，Ⅷ族金属氧化物含量为2w%～15w%。所含氧化铝是一种晶相为拟薄水铝石的氧化铝，含量为40w%～80w%。所述载体中所含无定型硅铝的硅铝氧化物重量比1:2～2:1，含量0w%～20w%，最好10w%～20w%。所述加氢金属可以是至少一种ⅥB族金属氧化物或硫化物和至少一种Ⅷ族金属氧化物或硫化物的组合，ⅥB族金属可以是Mo或W，最好选用W，含量10w%～30w%，Ⅷ族金属可以是Ni或Co，最好选用Ni，含量2w%～15w%。常规加氢改质催化剂可以选择现有的各种商业催化剂，例如FRIPP研制开发的3963、FC-18等催化剂。也可以根据需要按本领域的常识制备特定的加氢改质催化剂，例如可以参照CN1184843A、CN1178238A公开的内容制备符合要求的加氢改质（转化）催化剂。

对应的单环芳烃保留催化剂为含分子筛的加氢转化催化剂，所述的加氢转化催化剂包括加氢活性金属、分子筛组分和氧化铝载体。一般的加氢转化催化剂由Wo、Mo、Co、Ni等加氢活性金属组分，分子筛组分和氧化铝载体等构成。专用于本发明的加氢转化催化剂金属组成优选Mo-Co，其以重量计包括MoO₃ 5～25wt%、CoO 3～8wt%、Y型分子筛20～40wt%和氧化铝30～50wt%。进一步的，优选的Y型分子筛具有以下性质：粒径为500～700nm，晶胞参数2.438～2.440nm，红外总酸0.6～0.7mmol/g，中强酸比例在70%（mmol·g^-1/mmol·g^-1）以上，2-8nm二次孔孔容占总孔容的比例在51~55%。该催化剂最大的特征在于分子筛的制备过程，采用酸强度适中、非骨架铝较多有利于单环芳烃保留的改性Y型分子筛。其主要的作用是可以保留上部传递物流中的单环芳烃，对非单环的其它组分进行有选择性的反应。本加氢转化催化剂是可以根据以上描述按照本领域的常识制备。

本发明中，技术术语“强酸”为本领域技术人员熟知的常规知识。催化剂制备领域中，中强酸、强酸均采用NH₃-TPD进行分析，150-250℃脱附的界定为弱酸，250-400℃脱附的界定为中强酸，400-500℃脱附的界定为强酸。

上述三种催化剂在级配过程中要考虑裂解性能的过度，即顶部的重芳烃加氢转化催化剂接触到含氮精制油，且其主要针对多环芳烃进行反应，故裂解性能不必过高；其下部装填的加氢改质催化剂负有生产高产率高品质柴油的任务，需要对双环芳烃进行反应，其裂解活性要高于重芳烃加氢转化催化剂；最下部的单环芳烃保留催化剂的作用是保留单环芳烃，同时避免低辛烷值组分进入到汽油馏分中，所以其裂解活性也不宜过高，与重芳烃加氢转化催化剂接近或略低即可。

步骤c）所述的气液分离、分馏过程为本领域的技术人员熟知的内容。气液分离为加氢过程生成物的分离过程，一般主要含有高低压分离器、循环氢系统等；分馏过程为气液分离的液相产品进一步细化的过程，一般主要含有汽提塔、分馏塔、侧线塔等。

步骤c）所述的转化汽油为加氢转化过程得到的汽油组分，一般硫含量<10μg/g，研究法辛烷值>85。

步骤c）所述的二段常规加氢裂化反应指经过本方法生产出优质汽油组分后的残余液相组分，由于其中芳烃含量极少，所以可以直接进行生产优质的加氢裂化产品或作为蒸汽裂解制乙烯原料，本过程为本领域的技术人员熟知的内容，这里不再累述。

与现有技术相比较，本发明的生产优质汽油的方法具有以下优点：

1、选择适宜的重质油原料，经过专属催化剂的加氢转化选择性饱和及开环断链后，将原料中的多环芳烃转化为优质汽油组分，所得的汽油组分具有硫含量低，辛烷值高的特点，其性质的优劣与原料中的芳烃含量及工艺过程控制的转化深度息息相关，产品可以进行调和生产。在本方法条件下，所得的柴油组分经过特殊改质过程，并最大限度的提升了其十六烷值等关键性质，同时可以最大限度的保证其收率，具备双功能双优质产品的特点。其它组分性质也具备一定优势，可以按照特种油品进行生产，或者通过常规加氢裂化反应后，进一步将其转化为优质的航煤、柴油或者尾油馏分。可将重质馏分油根据其组成的特点最大限度的转化为目的产品优质汽油，同时生产大量的尤其柴油，为劣质原料的加工及汽油的生产找到了一条经济可行的线路，具有很大的实用优势。

2、本发明方法在工艺流程上将重质油加氢转化及改质进行级配分段加工，在提高汽柴油产品质量的基础上，获得理想的综合加工效果。在工艺流程上，本发明方法不需对装置进行任何的改造，仅通过催化剂的组合及物性的调整实现了优质生产的目的，具有节省设备、操作费用低等优点，降低了投资，具有广泛的应用前景。

3、本发明方法在工艺条件上作了一定的限制，对精制段及转化段的反应深度均有硬性的要求，其目的是尽量的将重质原料油中多环芳烃转化为单环芳烃，并保留在汽油馏分中，双环芳烃转化为单环芳烃，并最大限度的保留在柴油组分中，同时生产优质汽柴油产品，此外多重级配也起到了避免低辛烷值馏分过度裂解，从而导致汽油质量降低现象的发生，配合催化剂的级配过度，可以完全实现加工重质原料油最大量生产优质汽柴油的目的。

3、按照本发明方法，开发出新的加氢转化催化剂，是技术进步的一大体现，可以将优质汽油的生产途径进行了拓宽，此外，根据原料中芳烃含量的高低对新开发的加氢转化催化剂与改质催化剂进行了有针对性的级配研发及装填，可以实现本方法在转化工况下主反应进行的程度，兼顾优质目的产品的生产，以往在生产过程中，对于蜡油原料的加氢过程而言，如果生产轻馏分，只能为催化重整装置提供高芳潜的重石脑油原料，而无法直接生产优质汽油，而采用本方法，可以直接将蜡油原料转化为市场需求的汽油产品，在技术上具有很大的竞争优势，为企业提供更多的生产灵活性以及优质汽柴油产品，可带来直观的经济效益。

附图说明

图1是本发明工艺方法的流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的组合工艺方法进行详细说明。图1中仅列出工艺流程的主要说明，示意图中还省略了一些必要的设备及容器。

如图1所示，本发明生产汽油工艺流程如下：重质原料1与氢气2混合后，进入加氢精制反应区与加氢精制催化剂3接触反应；反应流出物4进入加氢转化反应区与级配的加氢转化催化剂5、加氢改质催化剂6、加氢转化催化剂7接触反应；反应流出物8进入分离系统9后得到的产物10继续进入分馏系统11，上部排出转化汽油12，中部排出改质柴油13，其余组分14可以作为特种油品排出系统或进入二段加氢裂化反应区15进行后续反应。催化剂3为加氢精制催化剂，5、6及7分别为重芳烃加氢转化类催化剂、加氢改质催化剂及单环芳烃保留加氢转化类催化剂。

接下来通过具体实施例对本发明的组合工艺方法作进一步的说明。

实施例1

采用图1所示的组合工艺流程，选用直馏蜡油作为原料进行加氢生产汽柴油，控制一定的精制（氮含量100ppm）及转化深度（汽油收率约10%），加氢改质过程柴油收率为96wt%。实施例中使用的催化剂为商品催化剂FF-36加氢处理催化剂、特制加氢转化催化剂A、商品催化剂FC-18加氢改质催化剂以及C单环芳烃保留加氢转化催化剂。

催化剂A和C的性质见表1，原料油的性质见表2，操作条件见表3。

实施例2

采用图1所示的组合工艺流程，选用直馏蜡油作为原料进行加氢生产汽柴油，控制一定的精制（氮含量200ppm）及转化深度（汽油收率约10%），加氢改质过程柴油收率为96wt%。实施例中使用的催化剂为商品催化剂FF-36加氢处理催化剂、特制加氢转化催化剂A、商品催化剂FC-18（加氢改质催化剂）以及单环芳烃保留加氢转化催化剂C。

实施例3

采用图1所示的组合工艺流程，选用直馏蜡油作为转化原料进行加氢生产汽油，控制一定的精制（氮含量200ppm）及转化深度（汽油收率约5%），加氢改质过程柴油收率为96wt%。实施例中使用的催化剂为商品催化剂FF-36加氢处理催化剂、特制加氢转化催化剂A、商品催化剂FC-18加氢改质催化剂以及C单环芳烃保留加氢转化催化剂。

比较例1

比较例1为加工直馏蜡油的加氢裂化过程，按照常规的加氢精制深度并控制石脑油收率~10%，对比产品为重石脑油，比较例中使用的催化剂为商品催化剂FF-36加氢处理催化剂、FC-50加氢裂化催化剂。

原料油的性质见表2，操作条件见表3。

比较例2

比较例1为加工直馏蜡油的加氢裂化过程，按照常规的加氢精制深度并控制石脑油收率~5%，对比产品为重石脑油，比较例中使用的催化剂为商品催化剂FF-36加氢处理催化剂、FC-50加氢裂化催化剂。

原料油的性质见表2，操作条件见表3。

表1 特制转化催化剂主要物化性质

表2 原料油性质表

表3 反应条件

表4 主要性质

由上述实例可以看出，采用本发明处理重质油原料，与比较例相比，可以省去催化重整的过程，直接生产高辛烷值、低硫的汽油产品，副产高十六烷值的柴油馏分。

Claims

1.一种催化剂级配技术生产汽油和柴油的方法，包括以下内容：

a）在加氢精制条件下，重质油原料与氢气混合后通过含有加氢精制催化剂床层的反应区进行限制性加氢精制反应；所述的限制性加氢精制是指控制加氢精制油的氮含量为50~250μg·g^-1；

b）步骤a）所得的加氢精制流出物经过级配加氢催化剂床层，首先在加氢转化工艺条件下，通过含有重芳烃加氢转化催化剂床层的反应区进行限制性加氢转化反应；所述限制性加氢转化反应是指控制总产品中汽油馏分的收率1~15wt%；加氢转化所得的反应流出物在加氢改质工艺条件下，通过含有加氢改质催化剂床层的反应区进行限制性加氢改质反应；加氢改质反应流出物进入含单环芳烃保留催化剂床层的反应区继续反应；所述的限制性加氢改质反应是指控制该过程的柴油收率为95~98wt%；

c）步骤b）所得反应流出物进行气液分离、分馏操作，得到转化汽油、改质柴油及未转化油；

所述的重质油原料中总芳烃含量在40wt%以上，氮含量在800μg·g^-1以上；

所述的重芳烃加氢转化催化剂包括加氢活性金属、Y型分子筛和氧化铝载体；所述Y型分子筛的粒径为400～600nm，红外总酸0.3～0.7mmol/g，中强酸比例在50%以上，晶胞参数2.435～2.440nm；孔容0.5～0.7 cm³/g，其中2-8nm二次孔孔容占总孔容的比例在60%以上；

所述的单环芳烃保留催化剂包括加氢活性金属、Y型分子筛和氧化铝；所述Y型分子筛的粒径为500～700nm，晶胞参数2.438～2.440nm，红外总酸0.6～0.7mmol/g，中强酸比例在70%以上，2-8nm二次孔孔容占总孔容的比例在51~55%。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所得到的未转化油作为油品排出，或者进行二段常规加氢裂化反应。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的重质油原料中总芳烃含量在45wt%以上，氮含量在1000μg·g^-1以上。

4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，所述重质油原料的终馏点为450～580℃，密度为0.90g/cm³以上。

5.按照权利要求1、3或4所述的方法，其特征在于，所述重质原料油选自减压蜡油、脱沥青油或焦化蜡油中的一种或者几种。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a）所述的加氢精制条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比200∶1～3000∶1，体积空速为0.1～5.0 h^-1，反应温度260℃～435℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a）所述的限制性加氢精制是指控制步骤a）所得精制油的氮含量为100~200μg·g^-1。

8.按照权利要求1或7所述的方法，其特征在于，步骤a）所得反应流出物中芳烃组分中三环及以上组分的含量为1~20wt%。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b）所述的加氢转化工艺条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比300∶1～2000∶1，体积空速为0.1～5.0 h^-1，反应温度280℃～455℃。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的重芳烃加氢转化催化剂以重量计包括WO₃或MoO₃ 9～29wt%、NiO或CoO 5～10wt%、Y型分子筛15～45wt%和氧化铝20～50wt%。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的单环芳烃保留催化剂以重量计包括MoO₃ 5～25wt%、CoO 3～8wt%、Y型分子筛20～40wt%和氧化铝30～50wt%。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢改质工艺条件为：反应压力6.0～13.0 MPa，氢油体积比300∶1～2000∶1，体积空速为0.1～8.0 h^-1，反应温度280℃～455℃。

13.按照权利要求4所述的方法，其特征在于，所述重质油原料的终馏点为480～570℃，密度为0.93g/cm³以上。

14.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，步骤a）所得反应流出物中芳烃组分中三环及以上组分的含量为2~15wt%。