本发明涉及石油化工
技术领域：
，且特别涉及一种催化裂化柴油的方法及加工劣质柴油的方法。
背景技术：
：目前国内炼厂fcc装置lco(轻循环油)十六烷值普遍较低，而车用柴油十六烷值要求在不断提高，2017年1月1日，实施的国ⅴ车用0#柴油标准则要求十六烷值不小于51，因此使得某些催化裂化轻循环油即使经加氢精制或改质后也难以满足炼厂调和生产车用柴油的需求，并且加氢改质需要消耗大量的氢气和极低的反应空速，装置建设和操作费用很高，已不是经济可行路线。国内炼厂普遍将hco(重循环油)回炼，为了将有用的组分“吃干榨净”，回炼比较高，降低了催化装置的处理量；而hco中大量的多环芳烃在提升管反应器中缩合生焦，不会增加目的产物汽油的产率，反而导致干气与焦炭产率升高。技术实现要素：本发明的目的在于提供一种催化裂化柴油的方法，旨在提升产品中汽油的产率。本发明的另一目的在于提供一种加工劣质柴油的方法，其能够显著提升产品中高辛烷值汽油含量。本发明解决其技术问题是采用以下技术方案来实现的。本发明提出了一种催化裂化柴油的方法，将催化原料通过第一提升管反应器进行催化裂化，将第一提升管反应器的催化裂化产物通入第一分馏塔，将第二提升管反应器的催化裂化产物通入第二分馏塔，包括如下步骤：将第一分馏塔与第二分馏塔产生的轻循环油均进行加氢精制后得到加氢轻循环油；将加氢轻循环油进行组分分析，以确定切割点；将加氢轻循环油经过分馏塔分离为轻馏分和重馏分，且分馏塔的操作条件根据切割点进行确定；将重馏分与第一分馏塔产生的重循环油进行双溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；将萃余油与轻馏分通入第二提升管反应器进行催化裂化；其中，在双溶剂液液萃取中的萃取溶剂包括第一萃取溶剂和第二萃取溶剂，第一萃取溶剂为糠醛或二甲基亚砜，第二萃取溶剂为石油醚或6#溶剂油。本发明还提出一种加工劣质柴油的方法，其包括上述催化裂化柴油的方法。本发明实施例提供一种催化裂化柴油的方法的有益效果是：其采用双提升管反应器进行催化裂化，第一提升管反应器为主提升管，主要用于加工催化裂化原料，第二提升管反应器加工轻馏分和富饱和烃油；第一提升管反应器的反应产物通过第一分馏塔进行分离得到汽油、轻循环油、重循环油和油浆，第二提升管反应器的反应产物通过第二分馏塔进行分离得到汽油和轻循环油；将第一分馏塔与第二分馏塔产生的轻循环油均进行加氢精制后得到加氢轻循环油，再进行分馏后得到轻馏分和重馏分，将重馏分与第一分馏塔产生的重循环油进行双溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；最后将萃余油与轻馏分通入第二提升管反应器进行催化裂化。采用本发明提供的催化裂化方法能够获得更高的汽油收率，并降低催化的生焦，提高产品分布的选择性。本发明还提供了一种加工劣质柴油的方法，其包括上述催化裂化柴油的方法，同样具备得到的产品中汽油收率高的优点，满足国家的政策要求。附图说明为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。图1为本发明实施例提供的催化裂化柴油的方法对应的生产设备流程图。图标：1-加氢精制反应器；2-反应流出物；3-高压分离器；4-循环氢气；5-液相产物；6-汽提塔；7-汽油；8-精制柴油；9-精制柴油；10-分馏塔；11-轻馏分；12-重馏分；13-液液萃取塔；14-萃余油；15-萃取油；16-汽提塔；17-萃取溶剂；18-富芳烃油；19-蒸汽；20-汽提塔；21-萃取溶剂；22-富饱和烃油；23-蒸汽；24-溶剂罐；25-第一萃取溶剂；26-含有萃取溶剂的水；27-脱水塔；28-溶剂；29-污水；30-蒸汽；31-第二提升管反应器；32-第二沉降器；33-反应产物；34-第一沉降器；35-外取热器；36-催化原料；37-主提升管反应器；38-反应产物；39-主分馏塔；40-气体；41-汽油；42-lco；43-hco；44-油浆；45-副分馏塔；46-气体；47-汽油；48-lco；49-油浆；50-第二萃取溶剂；51-部分外甩。具体实施方式为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。下面对本发明实施例提供的催化裂化柴油的方法及加工劣质柴油的方法进行具体说明。本发明实施例提供的一种催化裂化柴油的方法，其采用双提升管反应器进行催化裂化，第一提升管反应器为主提升管，主要用于加工催化裂化原料，第二提升管反应器加工轻馏分和富饱和烃油；第一提升管反应器的反应产物通过第一分馏塔进行分离得到汽油、轻循环油、重循环油和油浆，第二提升管反应器的反应产物通过第二分馏塔进行分离得到汽油和轻循环油。包括如下步骤：s1、加氢精制具体地，将第一分馏塔与第二分馏塔产生的轻循环油均进行加氢精制后得到加氢轻循环油。在lco中大量的芳烃主要以单环芳烃、双环芳烃为主，还有部分三环的芳烃，另外lco中还存在一定比例的链烷烃、环烷烃或烯烃。lco经过加氢精制脱硫、脱氮后，不稳定的二烯烃得到饱和，部分双环和三环芳烃的芳环发生饱和，加氢产物中饱和烃和单环芳烃含量将大幅提高，尤其是带侧链的单环芳烃含量可达到50重量％以上。带侧链的单环芳烃是高辛烷值组分的前身物，这些带侧链的单环芳烃侧链易发生断裂，裂化后侧链可进入汽油组分，而剩下的较短侧链的单环芳烃也正好进入汽油馏分，这部分是高辛烷值汽油组分。具体地，在lco与氢气接触过程中的参数需要进行控制，以达到更好的精制效果。精制过程中，反应温度为250-450℃，氢分压为1-12mpa，液时空速为0.3-10h-1，氢油体积比为100-1500nm3/m3；优选地，反应温度为260-400℃，氢分压为2-10mpa，液时空速为0.5-8.0h-1，氢油体积比为150-1000nm3/m3。进一步地，在加氢催化剂的作用下进行加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢脱金属反应、烯烃饱和反应和芳烃饱和反应；加氢精制催化剂包括加氢活性成分和载体，加氢活性成分为第vi族和/或第viii族金属，载体为耐热无机氧化物载体；优选地，加氢活性成分选自氧化镍、氧化钼、氧化钨和氧化磷中的一种或多种，载体选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆和分子筛中的一种或多种；更优选地，载体为氧化硅和氧化铝。需要指出的是，在制备过程中一般采用酸盐的形式为原料如钼酸铵、磷酸、硝酸镍、偏钨酸铵、磷酸等焙烧后得到对应的活性成分。加氢精制催化剂还包括有机助剂，有机助剂为含氧有机化合物和/或含氮有机物；优选地，含氧有机化合物选自有机醇和有机酸中的一种或多种，含氮有机化合物选自有机胺和有机胺盐中的一种或几种。s2、切割分馏将加氢轻循环油进行组分分析，以确定切割点；将加氢轻循环油经过分馏塔分离为轻馏分和重馏分，且分馏塔的操作条件根据切割点进行确定。具体的流程包括：在加氢精制之后，对加氢精制产物进行冷却，再进行气液分离，然后对气液分离得到的液相进行组分分析，以确定切割点进行分馏。采用常规的分析方法，例如元素组成、馏程、详细烃族组成等。根据分析数据确定切割点，以便最大程度的将单环芳烃与二环芳烃分开以分别加以利用。具体地，分离可以在分馏塔中进行，分馏塔的操作条件可以包括：进料温度为240-320℃、塔底温度为280-350℃，塔顶温度为120-280℃，塔顶压力为0.05-1.05mpa(表压)。从分馏塔顶部分出富含单环芳烃的柴油(轻馏分)，从塔底分出含多环芳烃的柴油(重馏分)。研究发现，在某一温度下将加氢精制后的催化柴油即加氢轻循环油(hlco)进行蒸馏切割，切割点以下的馏分中单环芳烃的含量达到65质量％以上，切割点以上的馏分中二环及三环芳烃的含量达到80质量％以上。为此，对hlco进行组成性质分析，确定合适的切割点，通过分馏塔切割为轻馏分和重馏分。轻馏分富含带侧链的单环芳烃，送至催化裂化反应器，裂化得到富含芳烃的高辛烷值汽油；重馏分不宜进入催化裂化反应器，宜进行芳烃利用。s3、双溶剂液液萃取具体地，将重馏分与第一分馏塔产生的重循环油进行液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油。通过液液萃取，将重馏分分离为富含饱和烃的萃余油和富含芳烃的萃取油。富含饱和烃的萃余油送至催化裂化反应器，裂化得到高辛烷值汽油；富含芳烃的萃取油作为渣油加氢裂化装置的进料，可以大幅度降低进料粘度，延长操作周期，提高产品收率。其中，在双溶剂液液萃取中的萃取溶剂包括第一萃取溶剂和第二萃取溶剂，第一萃取溶剂为糠醛或二甲基亚砜，第二萃取溶剂为石油醚或6#溶剂油。在萃取溶剂中，重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:0.4-1.3:0.2-0.8，在上述比例范围内才能够保证将全部链烷烃、环烷烃从单萃芳烃中萃取出来，达到很好的萃取效果。采用双溶剂液液萃取相比于单溶剂液液萃取技术的特点：(1)将全部链烷烃、环烷烃从单萃芳烃中萃取出来，返回到萃余油中。(2)把单萃芳烃中的大部分一、二环芳烃萃取出来，返回到萃余油中。对于分子量为270、馏程为350～450℃的hco馏分来讲，一、二环芳烃必将带有相当数量的链烷烃和环烷烃。(3)采用双溶剂萃取所得萃余油的数量要高于单萃，因此汽油产量比单萃高。(4)对于hco中的这一部分芳烃而言，除了用它来生焦以提供催化反应并不一定需要的过剩热量以外，没有任何理由把它们返回到催化裂化中去重新作为裂化的进料，它们是名副其实的液体焦。液液萃取的过程中需要对萃取过程的参数进行严格控制。具体地，在液液萃取装置中，操作压力为0.5-1mpa，温度为35-110℃，回流比为1.0-1.5；萃取溶剂为糠醛或二甲基亚砜。在优选的实施例中，在液液萃取装置的顶部得到富含饱和烃的萃余油，在液液萃取装置的底部得到富含芳烃的萃取油；将富含芳烃的萃取油经过汽提塔后在塔底得到富芳烃油，将汽提塔塔顶得到的萃取溶剂返回为液液萃取装置提供溶剂的溶剂罐中；将富含饱和烃的萃余油经过另一个汽提塔后在塔底得到富饱和烃油，将富饱和烃油和轻馏分通入第二提升管反应器进行催化裂化，在汽提塔塔顶得到的萃取溶剂返回为液液萃取装置提供溶剂的溶剂罐中。在一些实施例中，将溶剂罐中的溶剂进行脱水后再返回溶剂罐中。s4、催化裂化具体地，将萃余油与轻馏分通入第二提升管反应器进行催化裂化，第一提升管反应器用于催化原料的催化裂化，二者分别对应第一分馏塔和第二分馏塔。第一分馏塔和第二分馏塔得到的轻循环油的馏程均为180-450℃，第一分馏塔得到的重循环油的馏程为300-530℃。需要指出的是，经过研究发现，凡是经过催化反应以后所得到的产品中，不论是轻循环油(lco)还是重循环油(hco)，由于在原料中与芳环结合的环烷开环和烷基侧链的断链，其芳烃基本上是以短侧链的烷基和芳核结合的形式存在。它们在再次进行催化裂化的过程中，芳环难以裂化，经多次循环裂化的结果，芳烃缩合成焦炭，短侧链断链之后生成气体，目的产品的产率(即汽油和柴油)不可能高。hco经过液液萃取以后，所得的萃余油比对应的新鲜原料更适合于作为催化裂化的进料。所以，在炼厂普遍将hco回炼的情况下，新鲜原料加萃余油比新鲜原料加hco，较易于裂化。在完全相同的催化裂化条件下，应有较高的转化率。取出对催化的非理想组分以后，降低了催化的生焦，提高了产品分布的选择性，提高了催化新鲜进料处理量。通过不同的催化裂化反应区可以分别控制适宜的操作条件，原料得到最大限度的加工利用，产品的收率和选择性大幅提高。第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为480-570℃，剂油比为2-14，反应时间为1-5秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为3-9:100，反应压力为100-300kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为450-600℃，剂油比为1-20，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为0.1-20:100，反应压力为100-400kpa；优选地，第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为490-560℃，剂油比为3-12，反应时间为2-4秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为4-8:100，反应压力为120-300kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为500-550℃，剂油比为5-12，反应时间为2-4秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为0.5-2.0:100，反应压力为150-300kpa。第一提升管反应器和第二提升管反应器中催化裂化催化剂可以是由现有技术提供的任意一种或几种的组合。这些催化裂化催化剂通常含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的含量分别为：沸石5-50重量％、无机氧化物5-95重量％、粘土0-70重量％。需要补充的是，在s3中富含芳烃的萃取油作为渣油加氢裂化装置的进料，可以采用常规的加氢裂化方法，加氢裂化条件可以包括：一段加氢精制反应温度340-400℃左右，二段加氢裂化反应温度380-450℃左右；反应压力约14-20mpa；耗氢量为进料量1％～4％，优选2％～3％。此外，加氢裂化催化剂包括载体和负载在载体上的活性组分，其中，活性组分由钼、钴和镍三种组分组成，以氧化物计且以加氢裂化催化剂的总重量为基准，钼的含量为5-23重量％，钴的含量为0.8-6重量％，镍的含量为0.2-2重量％；载体含有固体酸组分和无机耐热氧化物，固体酸组分为无定形硅铝、大孔沸石分子筛和中孔沸石分子筛中的至少两种。固体酸组分主要作用是在加氢裂化中起裂化活性，包括异构、开环和裂解活性，而无机耐热氧化物的主要作用是提供粘结作用并提供加氢活性组分的有效载体。为了使得到的加氢裂化催化剂能够兼具较好的催化裂化性能以及稳定性，优选地，以载体的总重量为基准，固体酸组分的含量为2-96重量％，更优选为3-85重量％；无机耐热氧化物的含量为15-95重量％，更优选为25-90重量％。无定形硅铝可以为现有的各种能够用作加氢裂化催化剂的固体酸组分的表面具有酸性的氧化硅-氧化铝，优选为具有拟薄水铝石结构的氧化硅-氧化铝。本发明实施例还提供了一种加工劣质柴油的方法，包括上述催化裂化柴油的方法，同样具备得到的产品中汽油收率高的优点，能够响应国家的政策要求。以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。实施例1本实施例提供一种催化裂化柴油的方法，下面根据图1中的流程图具体说明下整个工艺流程。来自主分馏塔39即第一分馏塔的lco42与来自副分馏塔45即第二分馏塔的lco48进入加氢精制反应器1，与加氢催化剂接触反应；反应流出物2进入高压分离器3，循环氢气4返回加氢精制反应器1，液相产物5经汽提塔6分离为汽油7和精制柴油8、9；精制柴油8可以作为柴油调和组分；精制柴油9进入分馏塔10，在优化的切割点下塔顶得到轻馏分11，塔底得到重馏分12；轻馏分11进催化裂化装置第二提升管反应器31；重馏分12与来自主分馏塔39的hco43混合从中部进入液液萃取塔13，第一萃取溶剂25从上部进入液液萃取塔13，第二萃取溶剂50从下部进入液液萃取塔13，重馏分12、hco与第一萃取溶剂25在塔内逆流接触，溶剂相吸收了芳烃以后继续向下，与第二萃取溶剂50逆流接触，第二萃取溶剂50将溶剂相中的饱和烃萃取出来，进入萃余液中；塔底得到富含芳烃的萃取油15，塔顶得到富含饱和烃的萃余油14；萃取油15进入汽提塔16，蒸汽19从塔底进入；汽提塔16塔底得到芳烃纯度≥95％的富芳烃油18，富芳烃油18与渣油进料混合进渣油加氢裂化反应器；汽提塔16塔顶得到回收的萃取溶剂17；萃余油14进入汽提塔20，蒸汽23从塔底进入；汽提塔20塔底得到富饱和烃油22，富饱和烃油22进催化裂化装置第二提升管反应器31；汽提塔20塔顶得到回收的萃取溶剂21；萃取溶剂17和萃取溶剂21进入溶剂罐24；第一萃取溶剂25与第二萃取溶剂50返回液液萃取塔13；含有萃取溶剂的水26进入脱水塔27；蒸汽30从塔底进入；脱水塔27塔顶返回溶剂28至溶剂罐24；污水29从脱水塔27塔底排出。轻馏分11与富饱和烃油22进入催化裂化装置第二提升管反应器31，与催化剂接触反应；经过第二沉降器32分离催化剂与反应产物33；反应产物33进入副分馏塔45分离为气体46、汽油47、hco48和油浆49；常规催化原料36进入主提升管反应器37，与催化剂接触反应；经过第一沉降器34分离催化剂与反应产物38；反应产物38进入主分馏塔39分离为气体40、汽油41、轻循环油lco42、重循环油hco43和油浆44；轻循环油lco42和lco48返回至加氢精制反应器1；重循环油hco43返回液液萃取塔13，也可以部分外甩51；油浆49返回主分馏塔39；通过外取热器35取走催化裂化再生烧焦过程中过剩的热量。下面对各个步骤中的参数做具体说明。(1)lco与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为320℃，氢分压为6mpa，液时空速为5.0h-1，氢油体积比为650nm3/m3。(2)所用加氢精制催化剂载体由氧化铝和硅溶胶以al2o3/sio2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18重量％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。(3)液液萃取所用的溶剂中第一溶剂为糠醛，第二溶剂为石油醚(60-90℃)，且重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:1:0.5。液液萃取塔中操作压力为0.8mpa，温度为80℃，回流比为1.2。(4)第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为520℃，剂油比为8，反应时间为3秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为5:100，反应压力为200kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为520℃，剂油比为8，反应时间为4秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为10:100，反应压力为250kpa。实施例中使用的催化剂均为商用催化剂，牌号分别为dfc-1催化裂化催化剂和rs-1000加氢精制催化剂性质见表1、表2；所用常规催化裂化原料性质见表3。表1催化裂化催化剂性质催化剂牌号dfc-1微反活性，％65定碳，％0.03表面积，m2.g-1104.55孔容，ml.g-10.172磨损指数2.43主要化学组成，％sio246.56al2o344.10re2o33.68so4＝0.15p2o50.78筛分组成，％<20μm25.1820-40μm45.0540-80μm19.6080-110μm8.73>110μm1.44金属含量，μg.g-1ni8160v2110fe3330na1750表2加氢精制催化剂性质表3常规催化原料性质实施例2本实施例提供一种催化裂化柴油的方法，与实施例1的大致流程相同，不同之处仅在于下列参数，本实施例未提及之处请参照实施例1.下面对各个步骤中的参数做具体说明。(1)lco与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为250℃，氢分压为1mpa，液时空速为0.3h-1，氢油体积比为100nm3/m3。(2)所用加氢精制催化剂载体由氧化铝和硅溶胶以al2o3/sio2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18重量％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。(3)液液萃取所用的溶剂中第一溶剂为二甲基亚砜，第二溶剂为6#溶剂油，且重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:0.4:0.2。液液萃取塔中操作压力为0.5mpa，温度为35℃，回流比为1.0。(4)第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为480℃，剂油比为2，反应时间为1秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为3:100，反应压力为100kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为450℃，剂油比为1，反应时间为0.2秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为0.1:100，反应压力为100kpa。实施例3本实施例提供一种催化裂化柴油的方法，与实施例1的大致流程相同，不同之处仅在于下列参数，本实施例未提及之处请参照实施例1.下面对各个步骤中的参数做具体说明。(1)lco与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为450℃，氢分压为12mpa，液时空速为10h-1，氢油体积比为1500nm3/m3。(2)所用加氢精制催化剂载体由氧化铝和硅溶胶以al2o3/sio2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18重量％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。(3)液液萃取所用的溶剂中第一溶剂为糠醛，第二溶剂为6#溶剂油，且重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:1.3:0.8。液液萃取塔中操作压力为1mpa，温度为110℃，回流比为1.5。(4)第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为570℃，剂油比为14，反应时间为5秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为9:100，反应压力为300kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为600℃，剂油比为20，反应时间为8秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为20:100，反应压力为400kpa。实施例4本实施例提供一种催化裂化柴油的方法，与实施例1的大致流程相同，不同之处仅在于下列参数，本实施例未提及之处请参照实施例1。下面对各个步骤中的参数做具体说明。(1)lco与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为260℃，氢分压为2mpa，液时空速为0.5h-1，氢油体积比为150nm3/m3。(2)所用加氢精制催化剂载体由氧化铝和硅溶胶以al2o3/sio2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18重量％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。(3)液液萃取所用的溶剂中第一溶剂为糠醛，第二溶剂为石油醚(60-90℃)，且重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:1:0.5。液液萃取塔中操作压力为0.8mpa，温度为80℃，回流比为1.2。(4)第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为490℃，剂油比为3，反应时间为2秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为4:100，反应压力为120kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为500℃，剂油比为5，反应时间为2秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为0.5:100，反应压力为150kpa。实施例5本实施例提供一种催化裂化柴油的方法，与实施例1的大致流程相同，不同之处仅在于下列参数，本实施例未提及之处请参照实施例1.下面对各个步骤中的参数做具体说明。(1)lco与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为400℃，氢分压为10mpa，液时空速为8.0h-1，氢油体积比为1000nm3/m3。(2)所用加氢精制催化剂载体由氧化铝和硅溶胶以al2o3/sio2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18重量％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。(3)液液萃取所用的溶剂中第一溶剂为糠醛，第二溶剂为石油醚(60-90℃)，且重馏分、第一萃取溶剂和第二萃取溶剂的重量比为1:1:0.5。液液萃取塔中操作压力为0.8mpa，温度为80℃，回流比为1.2。(4)第一提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为560℃，剂油比为12，反应时间为4秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为8:100，反应压力为300kpa；第二提升管反应器的催化裂化条件包括：反应温度为550℃，剂油比为12，反应时间为4秒，雾化水蒸气量与进料量的重量比为2.0:100，反应压力为300kpa。对比例1主提升管进常规催化裂化原料油，裂化产物经主分馏塔分离，主分馏塔分离出的粗汽油进第二提升管反应，重循环油hco进主提升管回炼。控制两根提升管在优化的条件下反应，对比例中使用的催化剂牌号为dfc-1催化裂化催化剂。操作条件如表4所示。表4操作条件试验例采用常规的方法对实施例1-5及对比例中的产品分布进行测定，结果见表5。表5产品分布对比产品分布，％实施例1实施例2实施例3实施例4实施例5对比例1干气3.73.63.83.83.74.1液化气18.019.919.118.819.216.7汽油61.559.960.560.760.341.2柴油3.63.83.73.83.925.6重质油5.55.35.35.45.54.5焦炭7.67.57.67.57.47.8从表5中可以看出，当第二提升管进料从粗汽油变为加氢精制柴油以后，汽油收率显著提高，平均收率为60.58，对比例的汽油收率为41.2，提升了47.04％。此外，本发明实施例中的催化裂化方法能够使柴油收率大幅度缩减，干气和焦炭产率略有下降。综上所述，本发明提供的一种催化裂化柴油的方法，其采用双提升管反应器进行催化裂化，第一提升管反应器为主提升管，主要用于加工催化裂化原料，第二提升管反应器加工轻馏分和富饱和烃油；第一提升管反应器的反应产物通过第一分馏塔进行分离得到汽油、轻循环油、重循环油和油浆，第二提升管反应器的反应产物通过第二分馏塔进行分离得到汽油和轻循环油；将第一分馏塔与第二分馏塔产生的轻循环油均进行加氢精制后得到加氢轻循环油，再进行分馏后得到轻馏分和重馏分，将重馏分与第一分馏塔产生的重循环油进行双溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；最后将萃余油与轻馏分通入第二提升管反应器进行催化裂化。采用本发明提供的催化裂化方法能够获得更高的汽油收率，并降低催化的生焦，提高产品分布的选择性。本发明还提供了一种加工劣质柴油的方法，其包括上述催化裂化柴油的方法，同样具备得到的产品中汽油收率高的优点，满足国家的政策要求。以上所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。当前第1页12