本发明涉及一种生产高芳烃汽油的方法。
背景技术：
催化裂化（FCC）技术是重油轻质化的最主要技术手段之一，在世界各国的炼油企业中都占有重要的地位。目前我国催化裂化装置年总加工能力已经超过1.7亿吨，催化柴油年产量达到了3500万吨。在我国汽柴油产品构成中，催化裂化汽油占产品汽油的80%左右，催化柴油占柴油产品的30%左右。近年来，一方面随着原油质量变差，催化裂化所加工的原料也日趋重质化和劣质化，导致催化裂化装置的操作苛刻度提高，催化柴油质量降低；另一方面，为降低汽油烯烃含量同时多产丙烯，许多催化装置选用MIP、MIP-CGP或FDFCC技术，但这些技术在多产丙烯及有效降低汽油烯烃的同时，使催化柴油质量进一步劣质化。
尽管不同企业催化柴油的性质有所差异，但都具有共同特点，即密度大（>0.94g/cm3）、十六烷值低（<20）和芳烃含量高（>75%），催化柴油已成为制约高效、低耗实现柴油质量升级的最主要瓶颈。因此，尽快为催化柴油质量升级找到一条高效、低耗和经济的加工路线，是当前亟需解决的技术问题。
为了降低催化柴油的密度、提高十六烷值，陆续涌现出加氢精制深度脱硫脱芳技术、最大量提高柴油十六烷值MCI技术、劣质柴油中压加氢改质技术（MHUG）和高压加氢裂化掺炼催化柴油技术等技术，这些技术均已工业应用，并可明显降低催化柴油密度，提高十六烷值。虽然催化柴油经过精制或者改质后，硫含量可以大幅度降低，十六烷指数可以提高，但十六烷值仍小于21.5；极其苛刻条件下，十六烷值也比21.5稍大，十六烷值和密度离车用柴油的指标仍有较大距离；由此可见，在目前的汽柴油价格体系下，用高密度、低十六烷值的催化柴油，哪怕只是生产普通柴油，在经济上也是非常不合理的。
CN200810228348.0公开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第一反应器进行脱杂质反应；反应流出物进入第二反应器进行加氢裂化反应；加氢裂化使用适宜的催化剂，并在一定氮含量下操作。该方法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，用于以各种高芳烃含量柴油馏分为原料，生产高辛烷值汽油的加氢裂化工艺过程。但存在催化剂失活快、对原料适应性差、无法解决温升大等问题。
CN200910162161.X公开了一种由劣质柴油生产高辛烷值汽油的方法，柴油原料油与氢气的混合物依次与第一反应区的加氢精制催化剂和第二反应区的加氢裂化催化剂接触反应，控制第一反应区的芳烃饱和深度，即与柴油原料油相比，所述的第一反应区的反应流出物中双环和双环以上芳烃的饱和率在50%以上，并且以第一反应区的反应流出物的液体组分为基准，其单环芳烃含量增加到40质量%以上。该方法采用一次通过的工艺流程，适度控制反应深度，可以由高芳烃含量的劣质柴油馏分生产低硫、高辛烷值汽油，同时还可以生产低硫的清洁柴油调和组分。但此方法两个反应区催化剂的不能同步失活，即两个反应区的催化剂失活与设计的芳烃饱和率不能很好的匹配，也无法解决温升大等问题。
CN02109674.0公开了一种串级式沸腾床渣油加氢方法和设备，在一个两段以上的串级沸腾床反应器内使用各种功能催化剂组合进行渣油加氢反应，能有效提高渣油转化率和产品质量。串级沸腾床反应器有多个具有单独催化剂添加和排出口的反应段，每段设有带浮阀结构的进料分布板和由导流构件、挡流构件、气液隔离板和破沫器构成的三相分离部件，反应器内物料可有效进行三相流态化反应及三相分离，并可进行催化剂在线置换。该反应器内虽然可以实现使用两种或两种以上类型催化剂的，但需要使用结构复杂的内构件，增加了设备投资，不利于沸腾床反应器的稳定操作，反应器内空间利用率降低，且无法解决温升大等问题。
CN200910012497.8公开了一种沸腾床催化剂的方法，在沸腾床反应器内使用至少两种催化剂，在沸腾床操作条件下，沿反应物料流动方向催化剂的颗粒尺寸依次减小。本发明方法克服了现有技术需要使用多个沸腾床反应器或在沸腾床反应器内设置复杂内构件才能实现不同催化剂的方案。本发明方法流程简单、反应器结构简单、反应器空间利用率高，工艺操作平稳、灵活性高，可以用于各种沸腾床加氢处理过程。但此发明适合于反应过程适合于沸腾床体系的过程，且反应过程难以实现精细控制，且无法解决温升大等问题。
技术实现要素：
针对现有技术的不足，本发明提供一种生产高芳烃汽油的方法，本发明方法采用微膨胀床与沸腾床结合的形式，反应器结构简单、空间利用率高，工艺操作平稳、灵活性高，在同一反应器即可实现高芳烃汽油的生产过程，同时本发明方法能够有效的对温升进行分配，解决了常规反应器无法实现反应温升大的问题。
本发明的生产高芳烃汽油的方法，包括如下内容：反应器中设置两个反应区，包括一个沸腾床反应区，以及至少一个微膨胀床反应区；微膨胀床反应区设置在反应器内下部，沸腾床反应区设置在反应器内上部，微膨胀床反应区与沸腾床反应区可以通过分布板分隔开；沸腾床反应区体积占反应器容积的20%~80%，最好为30%~70%，余下部分为微膨胀床反应区；沸腾床反应区中催化剂藏量为反应区体积的10%~80%，最好为50%~60%；
原料油和氢气混合后从反应器底部进入微膨胀反应区，与微膨胀床催化剂床层接触，进行加氢精制反应，然后继续向上流动与沸腾床反应区的催化剂接触进行加氢裂化反应，生成油从反应器顶部排出，经过分馏、吸收稳定过程可以得到液体收率较高的高芳烃含量的汽油。
本发明方法中，所述的微膨胀反应区可以是单独的微膨胀反应区，也可以多个微膨胀反应区的串联组合，还可以是单独微膨胀反应区中多催化剂体系级配。
本发明方法中，所述的原料油可以是劣质催化柴油、焦化柴油等劣质的富含高芳烃的油品，以及各种煤焦油、木焦油、裂解油、乙烯焦油等非常规油品等，也可以是上述原料两种或多种的混合物，原料油的芳烃含量在40%以上。
本发明方法中，所述原料油与微膨胀反应区的加氢精制催化剂接触，进行加氢精制脱硫、脱氮、多环芳烃适度饱和及部分开环反应，将大部分杂质进行脱除；加氢精制催化剂一般选择活性偏低、耐垢容垢性能强、减缓压降增加功能强、孔容大、表面积大和颗粒尺寸大的催化剂，保证原料油中的链烷烃和单环芳烃不发生过度饱和。
本发明方法中，微膨胀反应区可以采用浅度加氢精制催化剂和深度加氢精制催化剂级配装填的方式，微膨胀反应区的浅度加氢精制催化剂和深度加氢精制催化剂的体积装填量为1:9～9:1，最好为3:7～7:3。还可以根据运转过程中原料和产品的变化通过在线置换装置调整催化剂的比例。
浅度加氢精制催化剂一般包括加氢活性金属和载体，加氢活性金属一般选自VIB族和VIII族中的一种或几种，通常为W、Mo、Ni和Co中的一种或几种，催化剂中活性金属含量以氧化物重量计一般为0.1%~15%。载体一般为无机耐熔氧化物，如氧化铝、无定型硅铝、氧化硅、氧化钛等。催化剂的孔容0.1-1.5ml/g，优选0.3-0.6ml/g，比表面积100-500m2/g，优选260-320m2/g。加氢精制催化剂可以按照现有技术制备，也可以使用的商业加氢精制催化剂，如UOP公司研制开发的KF系列和KG系列、CHEVRON公司研制开发的GSK系列和ICR122系列和抚顺石油化工研究院研制开发的FBN系列鸟巢加氢保护剂、FZC-10系列、FZC-100系列等。
深度加氢精制催化剂使用的载体是无机耐熔氧化物，如氧化铝、无定型硅铝、氧化硅、氧化钛等。商业加氢精制催化剂主要有：UOP公司研制开发的HC-K、HC-T、HC-P，以及抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996、FF-16、FF-26、FF-36等。催化剂中可以含有通常的助剂，如K、P、Mg、Zr和Ca等中的一种或几种。
所述的微膨胀床反应区的加氢精制一般的反应条件为：入口氢分压0.1~30MPa，优选7~10MPa，体积空速0.1~10h-1，优选0.5~1.5 h-1，反应温度为200~500℃，优选300~350℃。
本发明方法中，所述的微膨胀反应区还可以采用多种催化剂混合装填的方式，即浅度加氢和深度加氢催化剂的颗粒大小、孔径、床层空隙率可以一致，也可以根据实际需要进行选择。
本发明方法中，所述的微膨胀反应区还可以采用多种催化剂级配的方式。还可以采用分级装填，使床层由下到上的催化剂的颗粒大小、孔径、床层空隙率由小到大，活性由低到高的适宜匹配；其中颗粒大小、孔径和床层空隙率可以根据实际需要进行选择。
优选沿液相物料流动方向使用2~10种活性增加的加氢精制催化剂，为操作方便可以使用2~3种活性增加的加氢精制催化剂。加氢精制催化剂活性一般通过调整催化剂中加氢活性金属的含量来获得，相邻催化剂床层加氢活性金属含量以氧化物百分比计相差1%~50%，优选相差3%~15%。优选沿液相物流动方向催化剂床层空隙率从小到大的装填顺序，相邻催化剂床层的空隙率差为0.05~0.35，优选0.1~0.2。
本发明方法中，所述的沸腾床反应区装填加氢裂化催化剂，加氢裂化催化剂一般选择活性偏高、选择性强特别是断链能力较强、酸量适中的催化材料，将原料定向裂化为高芳烃汽油。同时利用沸腾床体系内高度返混的特点，未转化油进行进一步裂化，提高芳烃汽油的收率。
所述的沸腾床反应区一般的反应条件为：入口氢分压0.1~30MPa，优选7~10MPa，体积空速0.1~10h-1，优选0.5~1.5 h-1，反应温度为200~500℃，优选300~350℃。
所述的加氢裂化催化剂，一般包括载体和活性金属，所述的活性金属选自元素周期表中的第VIII族和/或第VIB族金属元素，第VIII族活性金属可以是Ni和/或Co，第VIB族活性金属可以是W和/或Mo，第VIII族活性金属含量为3%~15%，第VIB族活性金属含量为10%~40%，以金属氧化物计；所述的载体
一般以氧化铝、无定型硅和分子筛等为载体，载体中的分子筛含量一般为5wt%～60wt%。加氢裂化催化剂可以采用现有技术制备，也可以使用商业加氢裂化催化剂，如抚顺石油化工研究院研制开发的ZHC-01、ZHC-02、ZHC-04、FC-14、FC-24、FC-28、CHEVRON公司研制开发的ICR126等。
加氢裂化催化剂的形状可以为球形、椭球形、三叶草、四叶草、四叶轮形、拉西环、蝶形、蜂窝状等形状，催化剂颗粒尺寸为0.1~10mm。不规则催化剂颗粒尺寸一般指颗粒的平均当量直径（即与球形颗粒具有相同的外表面积），催化剂的孔容0.1-0.9 ml/g，优选0.3-0.5ml/g，比表面积100-500m2/g，优选180-260m2/g。
本发明方法优选采用如下的加氢裂化催化剂，以催化剂总重量计，包括：含改性Y分子筛的硅铝载体55%~85%，活性金属15%~45%，其中活性金属以金属氧化物计；所述的改性Y分子筛在硅铝载体中的质量百分比为15%~90%，优选30%~70%，余量为无定形硅铝和/或氧化铝；所述催化剂的比表面积为200~400m2/g，孔容为0.2~0.5ml/g；所述的活性金属选自元素周期表中的第VIII族和/或第VIB族金属元素，第VIII族活性金属可以是Ni和/或Co，第VIB族活性金属可以是W和/或Mo，第VIII族活性金属含量为3%~15%，第VIB族活性金属含量为10%~40%，以金属氧化物计；其中所述的改性Y分子筛的制备方法，包括如下内容：（1）以NaY沸石为原粉在铵盐水溶液中进行铵盐离子交换；
（2）对步骤（1）中得到的铵交换后的Y分子筛进行水热处理；（3）对步骤（2）水热处理后的Y分子筛用铝盐溶液处理；（4）对步骤（3）所得的Y分子筛干燥处理；（5）步骤（4）得到的Y分子筛在有机溶剂中浸渍，然后快速干燥；（6）将步骤（5）得到的Y分子筛进行脱铝补硅处理；（7）步骤（6）经脱铝补硅处理后的Y分子筛经过滤、干燥、焙烧，得到改性Y分子筛。
步骤（1）中所述铵盐离子交换过程如下：以NaY沸石为原料在铵盐水溶液中，60~120℃下，优选60~90℃下，交换1~3小时，交换次数为1~4次，得到交换后的NaY沸石，Na2O含量小于3.0%；其中NaY沸石原料的SiO2/Al2O3摩尔比为3~6，氧化钠质量百分含量6%~7%；铵盐是氯化铵、硝酸铵、硫酸铵、醋酸铵或草酸铵中的一种或几种，铵盐水溶液浓度0.3~6.0mol/L，优选1.0~3.0 mol/L。
步骤（2）所述水热处理过程是在自身水蒸气或通入水蒸气的条件下，水热处理条件为：温度为500~600℃，压力为0.01~0.5MPa，处理时间为1.0~6.0小时。
步骤（3）所述的铝盐处理过程所用的铝盐可以是氯化铝、硫酸铝、硝酸铝等。铝盐浓度为0.05~2mol/L，处理温度为50~120℃，处理时间为0.5~3小时。
步骤（4）所述的干燥温度为90~300℃，干燥时间为2~10小时。
步骤（5）所述的有机溶剂选自链烷烃、石油醚、四氯化碳、苯、甲苯、乙苯或二甲苯中的一种或几种，浸渍方式采用过饱和浸渍，浸渍时间为1~5h；干燥温度为50~300℃，优选干燥温度高于有机溶剂的沸点，干燥时间为1~60分钟，优选3~20分钟。
步骤（6）中所述的脱铝补硅处理为本领域技术人员熟知的方法，可以采用常规氟硅酸铵脱铝补硅方法，即先将步骤（5）得到的Y分子筛加水配成液固比3~6的水混样，然后，加入浓度为0.8~2mol/L氟硅酸铵水溶液于 70~100℃处理1~4小时。其他如SiCl4气相脱铝补硅也适用。
步骤（7）所述的焙烧处理条件为：400~600℃下焙烧2~4小时。
所述的加氢裂化催化剂的制备方法，包括：
一、将改性Y分子筛、无定型硅铝和/或氧化铝按照一定配比混合均匀，加入稀硝酸成浆后挤条成型，干燥、焙烧得到含改性Y分子筛的硅铝载体；其中稀硝酸的浓度为3wt%~30wt%；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；
二、采用含活性金属的浸渍液对步骤一的载体进行浸渍，浸渍后的载体经干燥、焙烧，得到加氢裂化催化剂；其中所述的活性金属选自元素周期表中的第VIII族和/或第VIB族金属元素，第VIII族活性金属可以是Ni和/或Co，第VIB族活性金属可以是W和/或Mo；其中浸渍的液固比为1.5：1~3：1，采用本领域熟知的饱和浸渍的方式进行，浸渍液中VIB族金属化合物的含量按相应氧化物计为20~60g/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；其中所述的干燥条件为：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。
本发明的方法中，微膨胀床中的加氢精制催化剂和沸腾床中的加氢裂化催化剂的体积装填量为1:9～9:1，最好为3:7～7:3。还可以根据运转过程中原料和产品的变化通过在线置换装置调整催化剂的比例。
本发明的方法中，为了多产汽油，还可以将生成的柴油部分或者全部循环加工，循环比例可以是0-100%，优选30%-70%。
为保证不同反应区域催化剂失活同步可控和延长运行周期，在每个反应区域设置采样系统和催化剂在线置换系统，可以保证催化剂活性稳定。
本发明能够实现在一个反应器内生产高芳烃汽油，克服了现有技术需要使用多段反应器串联的方案。多反应区的设置，采用缓和的逐步进行反应的方式，可以避免单段高温下催化柴油等原料中稠环芳烃缩合积炭，从而严重影响催化剂的使用寿命。采用多反应区的设置，使加工原料与工艺条件和催化剂合理搭配，充分发挥催化剂的活性，保证产品质量。
本发明方法流程简单、反应器结构简单、反应器空间利用率高，工艺操作平稳、灵活性高，可以用于生产高芳烃汽油的过程。灵活性高，可以根据产品需求进行相应工艺调整，生产清洁汽油或者低碳芳烃。特别是沸腾床区域，利用沸腾床体系内高度返混的特点，未转化油进行进一步裂化，提高芳烃汽油的收率，无需像常规加氢裂化工艺需要加氢尾油循环的方式。
采用本发明技术，处理密度0.92~0.95g/cm3催化柴油，<210℃汽油馏分收率30%~50%，辛烷值（RON）91~94，硫含量<10μg/g，可作为国Ⅴ汽油调和组分或直接生产国Ⅴ汽油产品；与柴油原料相比，改质柴油密度降低0.07g/cm3左右，十六烷值（指数）提高10个单位以上，硫含量<10μg/g。本发明在较好的缓解企业柴油质量升级困难的同时，还为企业带来了可观的经济效益。同时，还可以提高反应深度，避免了反应器个数多、工艺流程复杂、催化剂用量大等不足。
附图说明
图1是本发明的方法的示意图。
其中：1-反应器入口，2-分布板，3-微膨胀反应区，4-沸腾床反应区，5-反应器出口，6-催化剂排出口，7-催化剂加入口。
具体实施方式
以下结合附图和具体实施例进一步对进行描述。
实施例1
催化柴油作为原料进行沸腾床加氢处理，原料性质见表1，从反应器底部沿着物流方向分别装填浅度加氢催化剂A、深度加氢催化剂B和加氢裂化催化剂C，二者比例1:1:1，浅度加氢催化剂A的孔容0.30ml/g，比表面积200m2/g，MoO3 19%，NiO 1.8 %，空隙率0.36；深度加氢催化剂B的孔容0.31ml/g，比表面积240m2/g，MoO3 25%，NiO 4%，空隙率0.41；加氢裂化催化剂C的孔容0.32ml/g，比表面积350m2/g，MoO3 28%，NiO 8%，空隙率0.46。工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
表1 催化柴油的主要性质。
实施例2
催化柴油作为原料进行沸腾床加氢处理，原料性质见表1，从反应器底部沿着物流方向分别装填浅度加氢催化剂A、深度加氢催化剂B和加氢裂化催化剂D，二者比例1:1:1，浅度加氢催化剂A的孔容0.30ml/g，比表面积200m2/g，MoO3 19%，NiO 1.8%，空隙率0.36；深度加氢催化剂B的孔容0.31ml/g，比表面积240m2/g，MoO3 25%，NiO 4%，空隙率0.41；加氢裂化催化剂D的孔容0.35ml/g，比表面积360m2/g，MoO3 31%，NiO 10%，空隙率0.48。工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
实施例3
原料进行沸腾床加氢处理，反应器装填深度加氢催化剂B和加氢裂化催化剂C，二者比例1:1，工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
实施例4
原料进行沸腾床加氢处理，反应器装填加氢裂化催化剂C，工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
实施例5
催化柴油作为原料进行沸腾床加氢处理，原料性质见表1，从反应器底部沿着物流方向分别装填浅度加氢催化剂A、深度加氢催化剂B和加氢裂化催化剂Cat-1，二者比例1:1:1，浅度加氢催化剂A的孔容0.30ml/g，比表面积200m2/g，MoO3 19%，NiO 1.8 %，空隙率0.36；深度加氢催化剂B的孔容0.31ml/g，比表面积240m2/g，MoO3 25%，NiO 4%，空隙率0.41；加氢裂化催化剂Cat-1的孔容0.35ml/g，比表面积360m2/g，MoO3 31%，NiO 11%，空隙率0.48。工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
其中所述的加氢裂化催化剂的制备方法如下：
改性分子筛制备：
（1）取试验室制备的NaY分子筛原粉200g，用浓度为0.5mol/L的硝酸铵按照液固比3:1混合，70℃交换3小时，重复此过程3次，交换后的Y分子筛中Na含量以Na2O计为2.5%；
（2）对步骤（1）得到的Y分子筛530℃，0.1MPa下水热处理2小时；
（3）步骤（2）所得分子筛按照液固比5:1与蒸馏水搅拌混合，然后升温至80℃，在搅拌的过程中加入0.5mol/L的硫酸铝溶液400ml，恒温反应2小时；
（4）步骤（3）所得分子筛150℃干燥8h。
（5）取正庚烷溶剂浸泡步骤（4）所得的分子筛2小时；
（6）步骤（5）处理后的分子筛于130℃干燥8分钟；
（7）步骤（6）所得的分子筛按照液固比5:1与蒸馏水混合，然后，加入浓度为0.8mol/L的氟硅酸铵溶液100ml，80℃处理2小时；
（8）经步骤（7）氟硅酸铵处理后的Y分子筛，120℃干燥2小时，550℃焙烧2小时后，得到改性Y分子筛，编号为Y-1。
Y-1分子筛透射电镜能谱分析结果测定其外表面至80nm厚度的硅铝比为45，分子筛的硅铝比为11。XRD分析结果表明其晶胞常数为2.440nm，相对结晶度98%。孔容0.36ml/g，比表面积750m2/g，红外分析结果测定Y-1红外酸量为0.95mmol/g。
加氢裂化催化剂制备过程：
（1）配置W-Ni浸渍溶液：取偏钨酸铵430g和硝酸镍440g加水溶解后配置1000ml浸渍溶液，所得浸渍溶液中活性金属以WO3和NiO含量计算分别为36g/100ml和11g/100ml，溶液编号RY-1；
（2）取Y-1 60g与40g大孔氧化铝混合，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T-1；
（3）取T-1 60g加入120ml RY-1浸渍液浸渍2小时，然后120℃干燥4小时，500℃焙烧3小时，得到加氢裂化催化剂，编号为Cat-1。
实施例6
催化柴油作为原料进行沸腾床加氢处理，原料性质见表1，从反应器底部沿着物流方向分别装填浅度加氢催化剂A、深度加氢催化剂B和加氢裂化催化剂Cat-2，二者比例1:1:1，浅度加氢催化剂A的孔容0.30ml/g，比表面积200m2/g，MoO3 19%，NiO 1.8 %，空隙率0.36；深度加氢催化剂B的孔容0.31ml/g，比表面积240m2/g，MoO3 25%，NiO 4%，空隙率0.41；加氢裂化催化剂Cat-2的孔容0.38ml/g，比表面积700m2/g，MoO3 31%，NiO 12%，空隙率0.48。工艺运转条件，温度：405 ℃，压力15MPa，总液时体积空速1.0h-1，氢油体积比750：1，结果见表2。
其中加氢裂化催化剂的制备方法如下：
分子筛改性处理过程：
（1）取试验室制备的NaY分子筛原粉，用浓度为0.8mol/L的硝酸铵按照液固比3:1混合，70℃交换3小时，重复此过程3次，交换后的Y分子筛中Na含量以Na2O计为2.0%。
（2）对步骤（1）得到的Y分子筛560℃，0.1MPa下水热处理2小时；
（3）步骤（2）所得分子筛按照液固比6:1与蒸馏水搅拌混合，然后升温至90℃，在搅拌的过程中加入0.8mol/L的硫酸铝溶液600ml，恒温反应2小时；
（4）步骤（3）所得分子筛200℃干燥4h；
（5）取甲苯溶剂浸泡步骤（4）所得的分子筛3小时；
（6）步骤（5）处理后的分子筛130℃干燥30分钟；
（7）步骤（6）所得的分子筛按照液固比5:1与蒸馏水混合，然后，加入浓度为0.9mol/L的氟硅酸铵溶液150ml，90℃处理2小时；
（8）经步骤（7）氟硅酸铵处理后的Y分子筛，120℃干燥2小时，550℃焙烧2小时后，得到改性Y分子筛，编号为Y-2。
加氢裂化催化剂制备过程：
（1）配置W-Ni浸渍溶液：取偏钨酸铵480g和硝酸镍480g加水溶解后配置1000ml浸渍溶液，所得浸渍溶液中活性金属以WO3和NiO含量计算分别为40g/100ml和12g/100ml，溶液编号RY-2；
（2）取Y-2 30g与70g大孔氧化铝混合，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T-2；
（3）取T-2 60g加入120ml RY-2浸渍液浸渍2小时，然后120℃干燥4小时，500℃焙烧3小时，得到加氢裂化催化剂，编号为Cat-2。
Y-2分子筛透射电镜能谱分析结果测定其外表面至180nm厚度，表面层的的硅铝比为58，分子筛体相的硅铝比为13。XRD分析结果表明其晶胞常数为2.437nm，相对结晶度95%。孔容0.38ml/g，比表面积700m2/g，红外分析结果测定Y-2红外酸量为0.72mmol/g。
比较例1
按实施例1的操作条件，只是将两种催化剂分别装填在两个沸腾床反应器中，第一个反应器沿着物料流动方向装填浅度加氢催化剂A和深度加氢催化剂B，二者比例1:1；第二个反应器装填加氢裂化催化剂C，结果见表2。从表1和表2的数据可以看出，本发明方案现有方案相比，杂质脱除率基本相当。
表2 反应结果。
表3 汽油辛烷值结果。