CN116948700B - 一种加氢裂化生产重石脑油的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种加氢裂化生产重石脑油的方法。该方法包括加氢处理反应区和加氢裂化反应区，过程包括：含蜡油的原料和氢气由加氢处理反应区顶部进料，含有催化柴油的柴油原料由加氢处理反应区中下部进料，经加氢处理，控制加氢处理反应区流出物中氮含量在20mg/kg以下，所得的加氢处理反应区流出物进入加氢裂化反应区进行反应，加氢裂化反应区流出物经分离、分馏后，得到干气、液化气、轻石脑油、重石脑油以及尾油，其中尾油、至少部分液化气和至少部分轻石脑油共同作为循环油循环回加氢裂化反应区。本发明方法适合加工含有催化柴油的加氢裂化进料，能够提高重石脑油的质量，也能够实现单段串联全循环加工含催化柴油组分混合进料最大量生产重石脑油。

Description

一种加氢裂化生产重石脑油的方法

技术领域

本发明涉及一种加氢裂化方法，具体地说是涉及一种生产重石脑油的加氢裂化方法。

背景技术

2010-2014年，中国国内汽油消费需求旺盛，表观消费量实现快速增长，5年复合增长率达9.46％。从2015年开始，汽油表观消费量增速放缓。受小排量汽车购置增多以及新能源汽车快速发展的影响，2016年中国汽油表观消费量为1.20亿吨，同比增长3.8％，增速较2015年下降5.7个百分点；受中国国内需求增速下滑的影响，汽油产量增速相应放缓，2016年产量为1.29亿吨，同比增长6.8％，增速较2015年下降2.9个百分点；出口量为969.29万吨，同比大幅增长66.8％；进口量为20.77万吨，同比增长22.1％；净出口量达948.52万吨，同比增长68.1％。虽然表面看来，增速略有降低，但其趋势仍是每年增加的，所以短期内增产汽油在中国国内还是具有较大开展潜力的。

由于加氢裂化是产品结构调整的优化器，是降低柴汽比的利器，因此，有必要进行加氢裂化多产化工原料的催化剂及工艺研究，系统研究各大工艺参数以及方法对于石脑油收率对加氢裂化反应规律的影响优化工艺参数及反应条件，最大限度的加工柴油生产优质的重整单元进料。

而催化裂化技术是重油轻质化的主要工艺手段之一，在世界各国的炼油企业中都占有比较重要的地位。而催化裂化工艺技术的主要特点是对进料中的链烷烃和环烷烃进行裂解，对芳烃基本不具备破环的能力，因此在催化裂化柴油中通常富集了大量稠环芳烃。催化裂化柴油的硫含量和芳烃含量高，发动机点火性能差，属于劣质的柴油调和组分，在国外主要用于调和燃料油、非车用柴油和加热油等，不会对车用柴油质量升级产生不利影响，但也不能算是“珍宝”。

CN201710771942.3公开了一种加氢裂化方法，该方法包括柴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，其流出物进入加氢裂化反应器，加氢裂化反应器包含至少两个催化剂床层，各催化剂床层中的含有改性Y分子筛的加氢裂化催化剂沿物流方向分子筛含量递增、催化剂平均孔径递减，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。该方法以柴油为原料，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，提高航煤和柴油产品质量。

CN200610008415.9公开了一种加氢裂化方法。该方法包括重质馏分油和劣质催化裂化柴油分别经加氢精制后，所得的物流混合，进入加氢裂化反应器，所得的裂化产物经气液分离后，其中液相经分馏得到轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油和尾油。所用劣质催化裂化柴油的密度在0.9g/ml以上，芳烃含量为60wt％以上，十六烷值＜30。该方法充分利用加氢裂化工艺的特点，以重质馏分油和劣质催化裂化柴油为原料，生产高芳潜重石脑油和优质尾油，可分别作为优质的催化重整原料和蒸汽裂解制乙烯原料。该方法所生产的高芳潜的重石脑油，经催化重整处理，会副产大量的重整氢气。

上述方法中，或者利用不同裂化催化剂实现重石脑油增产的，或者利用原料特性分段加工实现增产优质重石脑油的。但是对于如何生产重石脑油仍有待进一步研究。

发明内容

常规单段加氢裂化方法生产重石脑油时，通常考虑将重于重石脑油的馏分循环到加氢裂化反应器以进一步裂化增产重石脑油，一般称为单段全循环加氢裂化工艺。本发明的发明人经大量研究发现，在单段全循环加氢裂化工艺的基础上，将部分液化气和轻石脑油馏分作为加氢裂化反应器的循环油并控制循环量，循环的液化气和轻石脑油馏分能够完全溶于循环油中，不会造成气化等非理想过程，能够有效控制全馏分的反应平衡，同时又通过调整加氢处理反应区后段的物料组成以及反应条件，从而最大化保留原料中的芳烃，能够达到增产重石脑油和提高重石脑油质量的目的，从而实现本发明。

针对现有技术中存在的问题，本发明方法提供了一种加氢裂化生产重石脑油的方法。本发明方法适合加工含有催化柴油的加氢裂化进料，能够提高产品重石脑油的质量，也能够实现单段串联全循环加工含催化柴油组分混合进料最大量生产重石脑油。

本发明提供了一种加氢裂化生产重石脑油的方法，所述方法包括加氢处理反应区和加氢裂化反应区，过程包括：含蜡油的原料和氢气由加氢处理反应区顶部进料，含有催化柴油的柴油原料由加氢处理反应区中下部进料，经加氢处理，控制加氢处理反应区流出物中的氮含量在20mg/kg以下，优选1～10mg/kg，所得的加氢处理反应区流出物进入加氢裂化反应区进行反应，加氢裂化反应区流出物经分离、分馏后，得到干气、液化气、轻石脑油、重石脑油以及尾油，其中尾油、至少部分液化气和至少部分轻石脑油共同作为所述循环油循环回加氢裂化反应区。

上述加氢裂化方法中，所述尾油为重于重石脑油的馏分，一般为初馏点高于175℃的馏分。

上述加氢裂化方法中，所述加氢裂化反应区设置多床层反应器，优选在4个以上，进一步为5～7个。床层之间可以通过冷氢箱进行分割。

上述加氢裂化方法中，所述分离系统顶部分离出氢气，可以作为循环氢循环回加氢预处理反应区和加氢裂化反应区。

上述加氢裂化方法中，所述加氢处理反应区中下部指，以含有催化柴油的柴油原料进入加氢处理反应区的位置距加氢处理反应区最后催化剂床层底部的高度为反应区总高度的20％～75％，优选35％～70％。其中反应区总高度以加氢处理反应区的催化剂装填总高度计。

上述加氢裂化方法中，所述的加氢处理反应区内装填加氢处理催化剂。所述加氢处理催化剂包括载体和加氢金属；加氢活性金属包括第ⅥB族非贵金属和/或第Ⅷ族金属，载体为无机耐熔氧化物，可以选自氧化铝、无定形硅铝、二氧化硅、氧化钛等中的一种或多种。第ⅥB族金属优选为W和/或Mo，第Ⅷ族金属优选为Ni和/或Co。以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属以氧化物计的含量为10％～30％，优选为15％～30％；第Ⅷ族金属以氧化物计的含量为0.5％～7.5％，优选为1.5％～6.5％。加氢处理催化剂可以选择现有的已工业化的各种常规商业催化剂，例如大连石油化工研究院研制开发的FF-36、FH-UDS、FF-66等加氢裂化处理催化剂；也可以根据方案的实际需要依照本领域的常规知识进行制备。

上述加氢裂化方法中，所述的加氢裂化反应区内装填加氢裂化催化剂。所述加氢裂化催化剂包括加氢金属、裂化组分和粘合剂。加氢组分选自元素周期表第Ⅵ族、第Ⅶ族、第Ⅷ族的非贵金属元素中的一种或几种，优选为铁、铬、钼、钨、钴和镍元素中的一种或几种，裂化组分包括无定形硅铝和/或分子筛，所述分子筛包括但不限于Y型分子筛，比如USY型分子筛，粘合剂通常为氧化铝或氧化硅。以催化剂的重量为基准，加氢金属含量以氧化物计为9wt％～30wt％，优选12wt％～28wt％；分子筛含量大于30wt％，优选为31wt％～70wt％。加氢裂化催化剂可以选择现有的各种商业催化剂，例如大连石油化工研究院研制开发的FC-52、FC-46、FC-24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裂化催化剂。

上述加氢裂化方法中，含蜡油的原料中，蜡油可以为轻质减压蜡油(LVGO)、减压蜡油(VGO)、重质减压蜡油(HVGO)、焦化蜡油(CGO)、重焦化蜡油(HCGO)、沸腾床蜡油等适合作为加氢裂化装置进料的蜡油组分中的一种或多种。所述含蜡油原料中还可以包括催化轻循环油(LCO)、脱沥青油(DAO)、沸腾床柴油、焦化柴油等中的一种或者几种。优选地，蜡油占含蜡油的原料总质量的50wt％以上，进一步为55wt％～100wt％。

上述加氢裂化方法中，优选地，含蜡油的原料与含催化柴油的柴油原料的质量比为12：1～3：1，优选为10：1～4：1。

上述加氢裂化方法中，所述含蜡油的原料，初馏点一般为270～330℃，终馏点一般为480～570℃，芳烃含量10wt％～50wt％，优选15wt％～45wt％。氮含量一般在0.15wt％以下，优选为0.12wt％以下，进一步为0.11wt％～0.01wt％，其他性质不做特殊要求。所述含蜡油的原料可以选自加工不同基础属性原油得到的各种减压蜡油(VGO)，如伊朗VGO、委内瑞拉VGO等中的一种或者几种，也可以是加工大庆原油或者克拉玛依原油得到的各种减压蜡油中的一种或者几种，只要是适合作为加氢裂化装置原料的任何液相VGO油品均在适用范围内。

上述加氢裂化方法中，所述催化柴油，其在含催化柴油的柴油原料中总的重量比例不做严格限制，优选不大于50wt％，催化柴油的初馏点一般为170～240℃，优选180～230℃，终馏点一般为320～390℃，优选330～370℃，芳烃含量一般在65wt％以上，优选为70wt％以上；所述催化柴油原料的密度(20℃)一般在0.91g·cm^-3以上，优选0.92g·cm^-3以上。所述的催化柴油原料可以是加工任何基属油种得到的催化裂化产物，但优选中间基及环烷基原油，例如可以选自加工中东原油得到的催化柴油，具体可以是加工沙特原油、科威特原油等得到的催化柴油组分。含催化柴油的柴油原料中还可以包括各类含芳烃的模型化合物。

上述加氢裂化方法中，对于蜡油组分加氢处理反应区的主要工艺条件包括：平均反应温度300℃～440℃，入口氢油体积比400:1～1000:1，操作压力10.0MPa～14.5MPa，液时体积空速为0.3h^-1～4.5h^-1；优选地，平均反应温度320℃～420℃，入口氢油体积比500:1～900:1，操作压力10.5MPa～14.0MPa，液时体积空速为0.5h^-1～4.0h^-1。

上述加氢裂化方法中，优选地，控制加氢处理反应区出口温度在410℃以上，进一步为411℃～431℃。

上述加氢裂化方法中，加氢裂化反应区的主要工艺条件包括：平均反应温度335℃～445℃，入口氢油体积比700:1～1300:1，操作压力10.0MPa～14.5MPa，液时体积空速为0.3h^-1～4.5h^-1；优选地，平均反应温度340℃～420℃，入口氢油体积比800:1～1200:1，操作压力10.5MPa～14.0MPa，液时体积空速为0.5h^-1～3.5h^-1。

上述加氢裂化方法中，得到的产品中液化气与轻石脑油进行部分循环，循环点可以选择汇入到>175℃的馏分油中，液化气主要的成分为碳三和碳四，轻石脑优选加氢裂化产物中馏出温度高于液化气且<65℃的馏分油，二者在反应过程消耗量较低，但可以起到抑制重石脑油进一步轻质化的目的。

上述加氢裂化方法中，以重石脑油产出质量为基准，循环的液化气是占其质量的5wt％～9wt％，循环的轻石脑油占其质量的11wt％～16wt％。

上述加氢裂化方法中，提到的分离以及分馏等操作均属于本领域内技术人员的熟知内容，为常规操作，此处不必进行累述。

与现有技术相比，具有如下有益效果：

(1)本发明的加氢裂化方法通过原料引入位置以及高芳原料的合理掺炼、控制期望的反应过程，实现目的芳烃的保留；通过高温控制加氢处理反应区出口温度，这更进一步的降低了物流中氮含量，可以实现保留芳烃的同时延长运行周期。而在裂化反应区，通过床层数目的设置，延长了运行周期，同时也降低了热点温度，使得目的产品收率更好。

(2)本发明的加氢裂化方法采用全循环单段加氢裂化工艺，并将部分液化气与轻石脑油作为加氢裂化反应区的循环油，循环的液化气和轻石脑油馏分能够完全溶于循环油中，不会造成气化等非理想过程，能够有效控制全馏分的反应平衡，能够达到增产重石脑油和提高重石脑油质量的目的。

(3)本发明方法具有实施容易，投资较少，操作简单，效果明显的优势，符合当前燃料油向化工转型发展的新产业格局变化，适用于新建装置或者现有装置，与能源结构调整相符，具有一定的推广价值。

附图说明

图1是本发明的工艺流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明方法进行说明，对于一些非必要描述的常规单元图中进行了整合，并归纳为分离系统以及分馏系统。

如图1所示，本发明的工艺流程如下：

直馏蜡油原料1与循环氢气8混合后共同进入加氢处理反应区3，催化柴油原料2进入加氢处理反应区3的中下部，两种原料均进行加氢处理反应，加氢处理反应区流出物4与循环油16以及循环氢气8混合后进入加氢裂化反应区5进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区流出物6进入后续分离系统7中，顶部得到循环氢气8，底部得到液相9进入分馏系统10中，在分馏系统10中自上而下依次排出干气11，液化气12，轻石脑油13，重石脑油14以及循环油尾油15，循环油尾油15与部分液化气12、部分轻石脑油13混合构成新循环油16，循环回加氢裂化反应区5，按照本流程实现重石脑油的增产。

下面结合实施例与比较例对本发明方法作进一步说明。

本发明中，除非进行特别说明，百分数均指质量分数。

实施例使用的均为本发明方法的流程如图1所涉及的原料油性质见表1，催化剂主要物化性质见表2，相关的控制条件见表3，效果对比见表4。

实施例1

本实施例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区操作条件如下：蜡油原料液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为372℃，蜡油原料入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占40％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料的20wt％，控制加氢处理反应区生成油氮含量5mg/kg，反应器出口温度为420℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为385℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的6％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的12％。

实施例2

本实施例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区的操作条件如下：蜡油原料的液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为11.5MPa，反应温度为375℃，蜡油原料的入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占40％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料的20wt％，控制加氢处理反应区生成油氮含量5mg/kg，反应器出口温度为415℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为386℃，反应压力为11.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的6％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的12％。

实施例3

本实施例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区的操作条件如下：蜡油原料液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为375℃，蜡油原料入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占40％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料的20wt％，控制加氢处理反应区生成油氮含量2mg/kg，反应器出口温度为425℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为383℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的6％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的12％。

实施例4

本实施例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区的操作条件如下：蜡油原料液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为377℃，蜡油原料入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占30％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料的15％，控制加氢处理反应区生成油氮含量8mg/kg，反应器出口温度为420℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置6个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.2h^-1，反应温度为387℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的7％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的13％。

比较例1

本比较例按照常规单反应区全循环流程操作，加工表1中的减压蜡油和催化柴油原料，其中催化柴油为减压蜡油重量的20％，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，减压蜡油和催化柴油原料与氢气由加氢处理反应区顶部进料，对蜡油原料而言，加氢处理反应区的液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为369℃，入口氢油体积比为700:1，控制加氢处理反应区生成油氮含量5mg/kg，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为381℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，尾油返回裂化反应器继续进行反应。

比较例2

本比较例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区的操作条件如下：蜡油原料的液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为372℃，蜡油原料的入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占40％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料重量的20％，控制加氢处理反应区生成油氮含量5mg/kg，反应器出口温度为420℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为385℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的3％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的6％。

比较例3

本比较例按照本发明方法及图1的流程操作，加工表1中的减压蜡油原料，加氢处理催化剂装填表2中的FF-66、加氢裂化催化剂装填表2中的FC-52，加氢处理反应区的操作条件如下：蜡油原料的液时体积空速为1.0h^-1，反应压力为13.5MPa，反应温度为372℃，蜡油原料的入口氢油体积比为700:1，在加氢处理反应区距催化剂床层底部占10％总高处注入表1中的催化柴油，其注入量为减压蜡油原料重量的20％，控制加氢处理反应区生成油氮含量5mg/kg，反应器出口温度为400℃，原料油在加氢处理反应区反应后所得加氢处理生成油由加氢裂化反应器顶部进入进行加氢裂化反应，加氢裂化反应区设置5个加氢裂化催化剂床层，反应条件为液时体积空速为1.5h^-1，反应温度为385℃，反应压力为13.2MPa，氢油体积比900，单程转化率为65％，生成油进行后续的分离及分馏操作，得到干气、液化气以及轻石脑油、重石脑油以及尾油，部分液化气及轻石脑油混入尾油中返回裂化反应器继续进行反应，其中循环的液化气占重石脑油重量的6％，循环的轻石脑油占重石脑油重量的12％。

表1原料油性质表

原料来源	减压蜡油	催化柴油
			密度(20℃)，g·cm-3	0.9052	0.9365
馏程范围，℃	319～515	206～351
			硫，mg·kg-1	21500	5200
氮，mg·kg-1	1143	796
			芳烃含量，％	37.3	77.9

表2催化剂主要物化性质

项目	FF-66	FC-52
			化学组成	Mo-Ni	Mo-Ni
物理性质
			外观形状	三叶草条	圆柱条
压碎强度，N/cm	≥150	>130
			颗粒直径，mm	1.0～1.4	1.5～1.7
分子筛含量，wt％	--	Y分子筛/51

表3各例的主要反应条件

表4各例的效果对比

Claims (26)

1.一种加氢裂化生产重石脑油的方法，所述方法包括加氢处理反应区和加氢裂化反应区，过程包括：含蜡油的原料和氢气由加氢处理反应区顶部进料，含催化柴油的柴油原料由加氢处理反应区中下部进料，经加氢处理，控制加氢处理反应区流出物中的氮含量在20mg/kg以下，所得的加氢处理反应区流出物进入加氢裂化反应区进行反应，加氢裂化反应区流出物经分离、分馏后，得到干气、液化气、轻石脑油、重石脑油以及尾油，其中尾油、至少部分液化气和至少部分轻石脑油共同作为循环油循环回加氢裂化反应区；

所述加氢裂化反应区设置4个以上加氢裂化催化剂床层；

含蜡油的原料与含催化柴油的柴油原料的质量比为12：1~3：1；

以重石脑油产出质量为基准，循环的液化气是占其质量的5wt%~9wt%，循环的轻石脑油占其质量的11wt%~16wt%。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，经加氢处理，控制加氢处理反应区流出物中的氮含量在1~10mg/kg。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述尾油为重于重石脑油的馏分，为初馏点高于175℃的馏分。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化反应区设置5~7个加氢裂化催化剂床层。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化反应区流出物经分离系统进行分离，所述分离系统顶部分离出氢气，作为循环氢循环回加氢处理反应区和加氢裂化反应区。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢处理反应区内装填加氢处理催化剂，以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属以氧化物计的含量为10%~30%，第Ⅷ族金属以氧化物计的含量为0.5%~7.5%。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氢处理反应区内装填加氢处理催化剂，以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属以氧化物计的含量为15%~30%，第Ⅷ族金属以氧化物计的含量为1.5%~6.5%。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化反应区内装填加氢裂化催化剂，以催化剂的重量为基准，加氢金属含量以氧化物计为9wt%~30wt%；分子筛含量大于30wt%；所述加氢金属选自元素周期表第ⅥB族、第ⅦB族、第Ⅷ族的非贵金属元素中的一种或几种。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化反应区内装填加氢裂化催化剂，以催化剂的重量为基准，加氢金属含量以氧化物计为12wt%~28wt%；分子筛含量为31wt%~70wt%。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，含蜡油的原料中，蜡油源于减压蜡油、焦化蜡油、沸腾床加氢蜡油中的一种或多种；蜡油占含蜡油的原料总质量的50wt%以上 。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，含蜡油的原料中，蜡油源于轻质减压蜡油、重质减压蜡油、重焦化蜡油中的一种或多种。

12.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述含蜡油的原料中还包括：催化轻循环油、脱沥青油、沸腾床加氢柴油、焦化柴油中的一种或者几种。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，含蜡油的原料与含催化柴油的柴油原料的质量比为10：1~4：1。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述含蜡油的原料，初馏点为270~330℃，终馏点为480~570℃，芳烃含量为10wt%~50wt%，含蜡油原料的氮含量在0.15wt%以下。

15.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，所述含蜡油的原料，芳烃含量为15wt%~45wt%，含蜡油原料的氮含量在0.12wt%以下。

16.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，所述含蜡油的原料的氮含量为0.11wt%~0.01wt%。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化柴油占含催化柴油的柴油原料总重量的50wt%以下。

18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于，所述催化柴油占含催化柴油的柴油原料总重量的10wt%~50wt%。

19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，催化柴油的初馏点为170~240℃，终馏点为320~390℃，芳烃含量在65wt%以上；所述催化柴油的密度在0.91g·cm^-3以上。

20.根据权利要求19所述的方法，其特征在于，催化柴油的初馏点为180~230℃，终馏点为330~370℃，芳烃含量在70wt%以上；所述催化柴油的密度 在0.92g·cm^-3以上。

21.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢处理反应区的工艺条件包括：平均反应温度300℃~440℃，含蜡油的原料入口氢油体积比400:1~1000:1，操作压力10.0MPa~14.5MPa，含蜡油的原料液时体积空速为0.3h^-1~4.5h^-1。

22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，加氢处理反应区的工艺条件包括：平均反应温度320℃~420℃，含蜡油的原料入口氢油体积比500:1~900:1，操作压力10.5MPa~14.0MPa，含蜡油的原料液时体积空速为0.5h^-1~4.0h^-1。

23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，控制加氢处理反应区出口温度在410℃以上。

24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于，控制加氢处理反应区出口温度为411℃~431℃。

25.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢裂化反应区的工艺条件包括：平均反应温度335℃~445℃，入口氢油体积比700:1~1300:1，操作压力10.0MPa~14.5MPa，液时体积空速为0.3h^-1~4.5h^-1。

26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于，加氢裂化反应区的工艺条件包括：平均反应温度340℃~420℃，入口氢油体积比800:1~1200:1，操作压力10.5MPa~14.0MPa，液时体积空速为0.5h^-1~3.5h^-1。