CN102051221A

CN102051221A - 一种烃油多产轻质油的方法

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Publication number: CN102051221A
Application number: CN2009102366172A
Authority: CN
Inventors: 李强; 常学良; 鲁维民; 王瑾; 杨克勇
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2009-10-30
Filing date: 2009-10-30
Publication date: 2011-05-11
Anticipated expiration: 2029-10-30
Also published as: CN102051221B

Abstract

一种多产轻质油的方法，该方法包括在催化裂化条件下，将烃油与一种裂化催化剂接触，接触的条件使得烃油的转化率为50-70重量％；将催化裂化产物按照沸点高低进行切割分离，得到富气、粗汽油馏分、轻柴油馏分、重柴油馏分、回炼油馏分和油浆；将所得油浆部分或全部进行溶剂脱沥青，得到馏程为250-600℃的溶剂脱沥青油；将所得的溶剂脱沥青油与所得的重柴油馏分和回炼油馏分混合后与加氢改质催化剂接触，所述接触的条件使得加氢重油的收率为70-99重量％，分离反应得到气体、轻质油和加氢重油；在催化裂化条件下，将所得加氢重油与一种裂化催化剂接触，接触的条件使得加氢重油的转化率高于60重量％。本发明提供的方法极大的提高了轻质油的收率。

Description

一种烃油多产轻质油的方法

技术领域

本发明是关于一种烃油多产轻质油的方法。

背景技术

近年来国际油价持续攀升，而我国经济发展对高价值的石油产品需求不断增加，目前市场对石油产品不断轻质化、优质化和清洁化的要求与原油供应日益重质化、劣质化的矛盾加剧。因此，开发重油高效转化、增加轻质油收率的技术仍将是我国21世纪炼油行业的重大发展战略。目前，我国炼油企业轻质油收率平均为74％，而国外先进水平在80％以上，仍有很大的提高空间。

催化裂化技术是将劣质重油转化为轻质油最有效的技术之一。在常规的催化裂化工艺和催化剂的开发方向上，仍然继续沿着增加重油单程转化能力为开发目标。但对于加工劣质原料而言，只通过调整催化剂组成和工艺参数来增加重油转化能力往往会伴随着干气和焦炭产率的明显增加，这样无疑将会降低原料的轻质油收率。

CN101045884A公开了一种由渣油和重馏分油生产清洁柴油和低碳烯烃的方法，该方法包括使渣油与任选的催化裂解油浆进入溶剂脱沥青单元，所得的脱沥青油与任选的重馏分油进入加氢单元，在氢气的存在下进行加氢裂化反应，分离反应产物得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分和加氢尾油；加氢尾油进入催化裂解单元，进行催化裂解反应，分离产物得到低碳烯烃、汽油馏分、柴油馏分和油浆，全部的催化裂解柴油馏分循环回催化裂解反应器，全部或部分的催化裂解油浆返回溶剂脱沥青单元。采用该方法能由渣油和重馏分油最大量地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃和低硫、低芳烃、高十六烷值的清洁柴油，其中丙烯收率大于27重％，而柴油能达到欧IV排放标准。

发明内容

本发明的目的是在现有催化裂化基础上提供一种简便易行的提高轻质油收率的方法。

本发明提供的烃油多产轻质油的方法包括以下步骤：

(1)在催化裂化条件下，将烃油与一种裂化催化剂接触，接触的条件使得烃油的转化率为50-70重量％；

(2)将催化裂化产物按照沸点高低进行切割分离，得到富气、粗汽油馏分、轻柴油馏分、重柴油馏分、回炼油馏分和油浆；

(3)将步骤(2)所得油浆部分或全部进行溶剂脱沥青，得到馏程为250-600℃的溶剂脱沥青油和/或将步骤(2)所得油浆部分或全部进行过滤，除去其中的催化裂化催化剂后的油料；

(4)将步骤(3)所得的溶剂脱沥青油和/或油料与步骤(2)所得的重柴油馏分和回炼油馏分混合后与加氢改质催化剂接触，所述接触的条件使得加氢重油的收率为70-99重量％，分离反应得到的气体、轻质油和加氢重油；

(5)在催化裂化条件下，将所得加氢重油与一种裂化催化剂接触，接触的条件使得加氢重油的转化率高于60重量％。

本发明提供的方法克服传统的技术偏见，与常规催化裂化不同，本发明并不追求催化裂化时烃油的单程转化率，而是控制催化裂化单程转化率在适当的合理的范围，使得干气和焦炭选择性最佳，未转化重油通过加氢改质后再采取适当的催化裂化技术来加工，从而使得高价值产品轻质油的收率最大化。由于回炼油品质较差，直接回炼后将增加焦炭、干气等副产品产率，而通过加氢改质后再回炼，则可以有效解决上述问题，从而提高汽油和轻柴油的收率。

此外，根据本发明的优选实施方式，通过将油浆过滤和/或溶剂脱沥青后再与重油和回炼油进行加氢改质通，一方面可以与仅使用重油和回炼油进行加氢改质相比提高汽油和轻柴油收率；另一方面与仅使用油浆或其脱沥青油进行加氢改质相比，还降低了加氢改质的难度，再一方面还能防止油浆携带的催化剂细粉容易堵塞加氢催化剂床层和孔道和易生焦物会增加催化剂的积炭，降低催化剂的活性和操作周期的问题。

附图说明

图1是本发明提供的烃油多产轻质烃油的方法的一种实施方式的工艺流程图；

图2是本发明提供的烃油多产轻质烃油的方法的另一种实施方式的工艺流程图；

图3是溶剂脱沥青的优选方式的工艺流程图。

具体实施方式

根据本发明提供的烃油多产轻质烃油的方法，所述轻质烃油是指汽油和轻柴油，特别是汽油。

所述烃油可以是不同沸程的石油馏分、渣油或原油。具体地说，可以是一次加工馏分油如常压塔顶油、汽油、柴油、重循环油、减压蜡油、常压渣油、减压渣油、脱沥青油，也可以是二次加工油如焦化蜡油、加氢处理渣油、加氢裂化渣油和页岩油及其混合物。

本发明的发明人发现，只要控制催化裂化步骤中重油的转化率为50-70重量％即可实现降低干气和焦炭选择性的目的。而常规的催化裂化工艺，为了追求高的转化率，重油的转化率一般大于70重量％。

本发明中，所述重油的转化率是指催化裂化产品中干气、液化气、汽油和焦炭的总重量占烃油总重量的百分比，也等于1-柴油和重油的总重量/烃油总重量，也即柴油和重油的总重量占烃油总重量的百分比为重油的未转化率即剩余率。

实现上述重油转化率的所述催化裂化的条件是一种缓和催化裂化的条件，具体包括反应温度为400-600℃，反应时间为0.05-10秒，反应压力为120-500kPa，催化剂与烃油的重量比为3-15∶1，水蒸汽与烃油的重量比为0.03-0.3∶1。优选情况下，所述催化裂化的条件包括反应温度为420-580℃，反应时间为0.1-9秒，反应压力为130-450kPa，催化剂与烃油的重量比为4-12∶1，水蒸汽与烃油的重量比为0.04-0.2∶1。

所述催化裂化的催化剂为可以无定形硅铝催化剂和/或分子筛催化剂。所述分子筛催化剂的活性组分可以选自Y型分子筛、HY型分子筛、超稳Y型分子筛、ZSM-5分子筛的一种或多种的任意比例的混合物。优选所述分子筛催化剂为加氢领域常规使用的各种含有稀土、磷、第IIA族金属、第IIIB族金属和第IVB族金属中的一种或多种的分子筛催化剂。进一步优选以元素计，稀土、磷、第IIA族金属、第IIIB族金属和第IVB族金属中的一种或多种的总量占分子筛催化剂总重量的0.1-50％。

所述催化裂化反应器可以是本领域常规使用的各种催化裂化器，可以为提升管反应器、固定床反应器或流化床反应器，所述提升管反应器可以是等直径提升管反应器、变直径提升管反应器、提升管加床层反应器等各种类型。

所述步骤(2)将来自催化裂化反应产生的油气产物在分馏部分分离出富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油、油浆等馏分，主要包括以下内容：将催化裂化反应产生的油气送入催化裂化油气主分馏塔。在主分馏塔从上到下依次可以分离出沸点依次由低到高的富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆。重柴油、回炼油和油浆等统称为催化重油。催化重油由于含较多多环芳烃，直接进入催化裂化反应装置回炼轻油收率低，生焦量大，增加再生器负荷。另外，这些重油硫含量较高，直接回炼也将使产品硫含量升高。因此，需要对它们进行加氢改质。

本发明中，所述富气是指常温常压下即为气态的气体物质，主要包括干气(H₂、N2、CO、CO₂、H₂S、C1及C2烃类等)、液化气(C3-C4烃类)。

所述粗汽油是指常压下馏程为25-205℃的馏分油。

所述轻柴油是指常压下馏程为180-330℃的馏分油。

所述重柴油是指常压下馏程为250-360℃的馏分油。

所述柴油馏分是指常压下馏程为180～360℃的馏分油

所述回炼油是指常压下馏程为260-500℃的馏分油。

所述油浆是指常压下馏程为260-600℃的馏分油。

由于本发明中加氢改质是为了通过使双环芳烃和多环芳烃和胶质饱和生成多环烷烃，而单环芳烃尽可能少的被饱和，同时尽可能多的保留所生成的多环烷烃，因此采用的加氢改质也是一种缓和加氢改质，得到的产品主要是气体、轻质油和加氢重油，且加氢重油的收率不低于70-99重量％。而如果加氢改质是为了获得轻石脑油和/或重石脑油等产品，则加氢重油的收率一般较低，例如，一般低于70重量％。所述加氢重油是指沸点为250-600℃的馏分油。本发明通过控制加氢改质时加氢重油的收率来控制加氢改质的程度，从而确保加氢改质时既不会导致气体产率太高，导致损失太多的轻质油，也能够确保后续的催化裂化容易进行。

具体的，所述加氢改质的条件包括氢气分压为4-20MPa，反应温度为280-450℃，体积空速为0.1-3h^-1，氢气与加氢重油的体积比为350-2000。优选情况下，所述加氢改质的条件包括氢气分压为5-15MPa，反应温度为300-400℃，体积空速为0.5-2h^-1，氢气与加氢重油的体积比为500-1000。

所述加氢改质的催化剂可以是本领域常规使用的各种加氢催化剂，例如可以是含有活性金属组分和载体的催化剂，所述金属组分为镍、钨、钴、钼中的一种或多种，所述载体为氧化铝、二氧化硅或无定形硅铝，且以所述加氢改质的催化剂的总量为基准，所述活性金属组分的含量为1-30重量％，所述载体的含量为70-99重量％。

由于催化重油中的油浆不可避免的会含有催化裂化催化剂细颗粒，如果将这种油浆直接进行加氢改质，很可能会堵塞加氢改质催化剂的孔道而影响催化活性，因此，根据本发明的方法还包括先经过滤器过滤掉其中含有的催化剂细粉再去加氢改质，也可以先通过溶剂脱沥青的方式进行抽提，将易生焦成分胶质、沥青质分离出去，同时脱除其中含有的催化裂化催化剂细粉。

步骤(3)中，将得到的脱沥青油(DAO)与其它催化重油混合后送至加氢处理单元，脱油沥青(DOA)外甩至装置外。脱沥青油的馏程为250-600℃，一般占全部催化重油15-99重量％，残余物占全部催化重油的85-1重量％。所述溶剂脱沥青的条件包括油浆和溶剂在抽提塔内进行逆流接触抽提，抽提温度为40-400℃，0.1-6MPa，溶剂与油浆的体积比为1-15，所述溶剂为C3-C7烷烃或烯烃溶剂、凝析油、轻石脑油、轻汽油等溶剂的一种或多种溶剂的混合物。具体过程为：将来自分馏塔的油浆送至溶剂脱沥青抽提塔的上部，同时C3-C7烷烃或烯烃溶剂、凝析油、轻石脑油、轻汽油等溶剂的一种或几种溶剂的混合物按一定的溶剂比进入抽提塔的下部，油浆和溶剂在抽提塔内进行逆流接触抽提，含有大量溶剂的抽提液从抽提塔顶部流出，含有少量溶剂的抽余液从抽提塔底部排出。抽提液和抽余液分别送至溶剂回收装置分离出脱沥青油(DAO)、脱油沥青(DOA)产品以及循环使用的溶剂。所述抽提塔可以为转盘塔、浮阀塔、泡罩塔、筛板塔或填料塔等类型。将脱沥青油(DAO)送往加氢改质，脱油沥青(DOA)作燃料油或其它化工原料。

当本发明提供的方法同时包括对油浆的过滤步骤和对油浆的溶剂脱沥青步骤时，所述过滤步骤优选在溶剂脱沥青步骤之前进行。

为了提高催化裂化回炼的效率，本发明提供的方法还包括将加氢改质后的产物中的汽油、柴油等沸点低于360℃的轻组分分离出来，剩余的加氢重油返回原催化裂化反应器回炼或送至另一催化裂化反应器中进行催化裂化反应。

通过加氢改质后，重油裂化性质大为改善，从而保证催化裂化步骤中汽油和轻柴油的收率。所述加氢改质后的产物可以在与步骤(1)相同或不同的催化裂化反应器中进行。步骤(5)与步骤(1)催化裂化的条件可以相同或不同，具体包括反应温度为400-600℃，反应时间为0.05-10秒，反应压力为120-500kPa，催化剂与加氢重油的重量比为3-15∶1，水蒸汽与加氢重油的重量比为0.03-0.3∶1。优选情况下，所述催化裂化的条件包括反应温度为420-580℃，反应时间为0.1-9秒，反应压力为130-450kPa，催化剂与加氢重油的重量比为4-12∶1，水蒸汽与加氢重油的重量比为0.04～0.2∶1。本发明优选步骤(5)的催化裂化条件较步骤(1)的催化裂化条件更苛刻，从而能够更高收率的获得汽油和轻柴油产品。

所述步骤(5)中，经加氢改质后的催化重油，可以返回原催化裂化反应器回炼，回炼进料位置可以是与烃油混合后进料，也可以从原催化裂化反应器不同位置、不同反应区域进料。也可以将加氢改制后的催化重油送至另一催化裂化装置反应，另一催化裂化装置既可以是常规催化裂化反应器也可以是其它类型催化裂化、催化裂解反应器如MIP反应器、DCC反应器等反应器型式。采用适宜的催化裂化催化剂和工艺条件，进行再次催化裂化反应，从而实现了催化裂化反应只裂化烷烃结构基团，而留下芳烃结构基团。

本发明提供的方法还包括将步骤(5)所得催化裂化产物进行切割，将其中的馏分与步骤(2)和步骤(4)中馏程相同的馏分合并，特别是分离出其中的轻质油，并将该轻质油与步骤(2)所得的粗汽油馏分和轻柴油馏分以及步骤(4)所得的轻质油合并，得到轻质油产品。

根据本发明的一种优选实施方式，该方法还包括将步骤(5)所得催化裂化产物重复所述步骤(2)-(5)。即将分离出轻组分后的催化重油再次进行加氢改质和回炼或送入另一催化裂化装置中进行催化裂化，从而进一步提高轻质油的收率。

本发明中，所述烃油可以选自原油、常压渣油、减压渣油、常压蜡油、减压蜡油、直馏蜡油，丙烷轻/重脱油、焦化蜡油和煤液化产物中的一种或几种。

优选情况下，本发明提供的方法还包括将上述加氢改质后的催化裂化产物中的催化剂分离出来，催化剂去再生器再生，反应产生的油气进入催化裂化分馏部分。沉降分离系统可以采用常规催化裂化沉降分离系统，催化剂再生系统也可以采用常规催化裂化催化剂再生系统。

与现有技术相比，本发明的优越性在于：

1、利用普通催化裂化装置、催化剂，不需要对现有装置作重大改动。

2、催化裂化单程转化不追求高转化率，而追求整个过程总转化率，改善了干气和焦炭的选择性，提高了轻质油品的收率。

3、加氢技术为定向加氢，定向饱和催化重循环油中的双环、多环芳烃和胶质，而单环芳烃饱和少，多环烷烃被保留。

4、将催化重油中的油浆馏分进行溶剂抽提脱沥青，将脱沥青油(DAO)与其它催化重油混合送至加氢装置，脱油沥青(DOA)外甩出装置。避免油浆中的沥青质、催化剂细粉对下游装置的不利影响。

下面以催化裂化反应器为提升管反应器为例结合附图对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明的范围。

图1和图2均为重柴油、回炼油、油浆等催化重油从分馏塔侧线抽出去经加氢改质后回原反应器回炼的流程示意图，其中图1为对油浆进行过滤后再与重油和回炼油混合进行加氢改质，图2为对油浆进行溶剂脱沥青后，脱沥青油再与重油和回炼油混合进行加氢改质。

如图1所示，再生催化剂经管线20引入提升管反应器1，在经管线25引入的提升介质的提升下向上运动，烃油经管线9引入提升管反应器1，与催化剂接触在催化裂化反应条件下反应，反应后的待生催化剂和油气在分离和汽提部分2中进行分离，分离出的待生催化剂由经管线21引入的汽提蒸汽汽提后，经管线22进入再生器4中烧焦再生，含氧气体经管线23引入再生器4，再生催化剂经管线20返回提升管反应器1中循环使用。再生烟气经管线28引出装置。分离出的反应油气经管线19进入主分馏塔3中，经分馏后，主分馏塔3塔顶油气经管线10、冷凝冷却器7冷却到40℃左右经管线11进入气液分离罐6中分离为粗汽油馏分、水和气相物流。分离出的粗汽油馏分分为两股，一股作为回流经管线12返回到主分馏塔3，另一股经管线13送往下游装置，回流比优选为0-10∶1。从主分馏塔3侧线不同塔盘经管线27、15、16分别抽出轻柴油、重柴油和回炼油馏分。油浆自分馏塔3塔底抽出后，一部分降温后经管线24外甩出装置，另一部分分为两路，一路降温后经管线17返回分馏塔3，一路经管线18进过滤器29过滤掉携带的催化剂细粉后与来自管线15的重柴油、管线16的回炼油混合后作为催化重油经管线8进入加氢改质单元5。催化重油经加氢改质后的气体经管线26送至下游装置净化、升压后循环使用。加氢改质后的催化重油则经管线19送至提升管反应器1回炼。

图2为本发明的另一种实施方式，先将催化油浆送入溶剂抽提单元进行溶剂抽提脱沥青，将脱沥青油(DAO)再与其它催化重油混合去加氢改质回炼的流程示意图。图2与图1的催化裂化反应再生、加氢改质部分基本相同，不同之处在于：从分馏塔3塔抽出的油浆一部分经管线24外甩出装置，另一部分分为两路，一路降温后经管线17返回分馏塔3塔底，另一路经管线18送入溶剂抽提单元31。脱沥青油经管线30与其它催化重油混合后经管线8进入加氢改质单元，脱油沥青(DOA)作为产品经管线32出装置。

图3为油浆溶剂抽脱沥青和催化剂细粉的流程示意图。油浆经管线18进入抽提塔33的上部，而溶剂则经管线42进入抽提塔33下部。二者在抽提塔33中逆流接触进行抽提。抽提塔33中被溶剂抽提出来的油分以脱沥青油溶液的形式上升到抽提塔33的顶部，经管线34进入脱沥青油溶剂回收系统35，分离出的脱沥青油(DAO)经管线37引出，回收的溶剂经管线36后与来自另一管线40的溶剂混合，经管线42进入抽提塔33。抽余的含有沥青质、催化剂细粉的物料则经管线38引入另一溶剂回收塔39，分离出的含有沥青和催化剂细粉的物流经管线41排出，回收的溶剂经管线40与来自另一管线36的溶剂混合，经管线42进入抽提塔33。补充溶剂可经管线43与管线42的溶剂混合后进入抽提塔33。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例中所使用的催化裂化烃油的性质列于表1，中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的MLC-500，加氢改质催化剂为中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的加氢保护剂RG-10B、加氢脱金属剂RDM-2、加氢精制剂RN-32V、加氢改质剂RIC-2催化剂。

表1

密度(20℃)，g/cm³	0.9285
		粘度(100℃)，mm²/s	25.62
残炭，重量％	5.2
		族组成，重量％
饱和烃	54.8
		芳烃	25.1
胶质	20.1
		沥青质	0.02

元素组成，重量％
		碳	86.6

氢	12.3
		硫	0.60
氮	0.50
		金属含量，μg/g
铁	16.6
		镍	11.7
铜	0.4
		钒	1.5
钠	6.6

实施例1

按照图1所示的流程由烃油生产轻质烃油，催化裂化反应器为中型提升管催化裂化装置。

中型催化裂化装置所用原料烃油的性质见表1。催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示。

将表2所示的催化裂化产物中的催化重油，先用溶剂抽提的方式脱除其中的大部分胶质和沥青质，抽提操作温度为190℃，压力为5MPa，溶剂与催化重油的重量比为3。催化重油和溶剂脱沥青油的性质如表3所示。

再采用加氢改质的工艺，将其中的胶质和沥青质脱除，饱和部分多环芳烃。加氢装置同样为中型试验装置。加氢改质的催化剂为中国石油化工股份有限公司催化剂分公司出品的RIC-2。加氢改质的条件为：反应压力为6.0MPa，体积空速为0.5h^-1，反应温度为385℃，氢油体积比为1000∶1Nm³/m³。加氢改质后产品的性质如表4所示。

在催化裂化中型装置上，将加氢后的催化重油按催化裂化操作模式进行试验，试验操作参数和产品分布列于表5。

对比例1

按照实施例1的方法由烃油生产轻质烃油，不同的是，催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示，加氢条件同实施例1。在催化裂化中型装置上，将加氢后的催化重油按催化裂化操作模式进行试验，催化重油加氢前后性质及试验操作参数和产品分布列于表5及表6。

对比例2

按照实施例1的方法由烃油生产轻质烃油，不同的是，催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示，加氢改质的条件为：反应压力为21.0MPa，体积空速为2.5h^-1，反应温度为380℃，氢油体积比为500∶1Nm³/m³。在催化裂化中型装置上，将加氢后的催化重油按催化裂化操作模式进行试验，催化重油加氢前后性质及试验操作参数和产品分布列于表5及表6。

对比例3

按照实施例1的方法由烃油生产轻质烃油，不同的是，催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示，催化反应得到的催化重油不经加氢直接去催化裂化装置进行催化裂化。催化重油性质及试验操作参数和产品分布列于表5及表6。

实施例2

按照实施例1的方法由烃油生产轻质烃油，不同的是，催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示，加氢改质的条件为：反应压力为10.0MPa，体积空速为2.5h^-1，反应温度为410℃，氢油体积比为800∶1Nm³/m³。加氢改质后产品的性质如表5所示。在催化裂化中型装置上，将加氢后的催化重油按催化裂化操作模式进行试验，试验操作参数和产品分布列于表6。

实施例3

按照实施例1的方法由烃油生产轻质烃油，不同的是，催化裂化的反应条件和产品分布如表2所示，加氢改质的条件为：反应压力为15.0MPa，体积空速为1.5h^-1，反应温度为305℃，氢油体积比为500∶1Nm³/m³。加氢改质后产品的性质如表5所示。在催化裂化中型装置上，将加氢后的催化重油按催化裂化操作模式进行试验，试验操作参数和产品分布列于表6。

表2

表2中，液体收率为C3-C4、C5+汽油和轻柴油的总收率。

从表2催化裂化实验的结果可以看出，对比例1的反应条件最苛刻，反应转化率较高，但干气+焦炭产率明显高于实施例，说明一味追求高转化率虽然会使液体产品收率有所提高，但付出的代价也是很高的，得不偿失。

实施例2的条件较实施例1的反应条件更苛刻，实施例1的转化率比实施例2的低10.7个百分点，重油产率增加6.8个百分点；液体收率降低3.83个百分点，但是(干气+焦炭)产率降低了2.97个百分点。

表3

项目	催化重油	脱沥青重油
			密度(20℃)，g/cm³	0.9910	0.9450
族组成/％
			饱和烃	44.5	56.5
芳香烃	46.5	39.8
			胶质+沥青质	9.0	3.7
残炭，重量％	16.2	3.3

从3表中可以看出，脱沥青后的轻油浆含较多的饱和组分，胶质和沥青质含量大为降低，这无疑将降低下游加氢装置的氢耗，延长催化剂寿命及装置操作周期。

表4

	脱沥青重油	加氢后催化重油
			密度(20℃)/(g/cm³)	0.9450	0.8874
残炭/重量％	3.3	0.06
			粘度(80℃)/(mm²/秒)	7.29	4.06
粘度(100℃)/(mm²/秒)	4.55	2.89
			元素组成/重量％
C	88.1	87.0
			H	11.1	12.8
S	0.6	0.012
			N	0.4	0.007
族组成/重量％
			饱和烃	56.5	71.1

芳香烃	39.8	28.9
			胶质+沥青质	3.7	0
金属含量/(μg/g)
			Ca	3.2	0.4
Fe	4.9	0.3
			Na	1.8	0.68
Ni	0.4	0

从表4可以看出，催化重油在加氢后性质显著改善，硫、氮等杂质含量大幅度降低，氢含量显著增加，环烷烃(即饱和烃)含量增加幅度明显，芳烃含量大幅降低，胶质全部转化。

表5

从表5可以看出，加氢后胶质和沥青质基本都脱除，重油饱和烃含量大幅增加，芳香烃含量降低，裂化性质明显改善。加氢深度高的重油性质好，但产率降低。

表6

表中，液体收率为C3-C4、C5+汽油和轻柴油的总收率。

从表6可以看出，本发明提供的方法加氢重油催化裂化转化率均较高，干气和焦炭产率很低，液体收率高达89重量％左右。而未加氢的对比例3重油转化率低，产品分布差。说明加氢后的催化重油具有很好的裂化性能和产品分布。

相对于实施例1，对比例1由于前面的相应的催化裂化转化率高，所得催化重油性质差，加氢后有所改善但仍不如实施例1效果好。对比例2加氢程度过深，虽然加氢重油性质较好，但加氢重油收率低，操作成本也较高。

实施例4

按照实施例1的方法由烃油生产轻质油，不同的是，将加氢重油与烃油以重量比1∶4混合后送入步骤(1)的催化裂化装置中进行回炼，结果如下表7所示。

对比例4

按照对比例1的方法由烃油生产轻质油，不同的是，将加氢重油与烃油以重量比1∶4混合后送入步骤(1)的催化裂化装置中进行回炼，结果如下表7所示。

对比例5

按照对比例2的方法由烃油生产轻质油，不同的是，将加氢重油与烃油以重量比1∶6混合后送入步骤(1)的催化裂化装置中进行回炼，结果如下表7所示。

对比例6

按照对比例1的方法由烃油生产轻质油，不同的是，将按对比例3方法所得未加氢的重油与烃油以重量比1∶4混合后送入步骤(1)的催化裂化装置中进行回炼，结果如下表7所示。

表7

项目	实施例4	对比例4	对比例5	对比例6
					产品分布(重量％)
H2-C2	2.5	3.5	3.6	4.3
					C3-C4	16.1	17.6	14.3	15.2
C5+汽油	47.5	42.7	42.4	38.5
					轻柴油	25.8	23.0	26.1	25.9
催化重油	1.5	5.8	5.3	6.8
					焦炭	6.6	7.4	8.3	9.3
液体收率(重量％)	89.4	83.3	82.8	79.6
					转化率(重量％)	72.7	71.2	68.6	67.3

表中，液体收率为C3-C4、C5+汽油和轻柴油的总收率。

从表7可以看出，采用本发明的方法，在原料转化率提高的同时，干气+焦炭产率显著低于对比例的情况，明显提高了轻质油的收率，改善了产品分布。

Claims

1.一种多产轻质油的方法，该方法包括以下步骤：

2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)和步骤(5)中，所述催化裂化的条件相同或不同，各自包括反应温度为400-600℃，反应时间为0.05-10秒，反应压力为120-500kPa，剂油重量比为3-15∶1，水蒸汽与催化裂化原料的重量比为0.03-0.3∶1，所述催化裂化原料为烃油或加氢重油。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述催化裂化的条件包括反应温度为420-580℃，反应时间为0.1-9秒，反应压力为130-450kPa，剂油重量比为4-12∶1，水蒸汽与催化裂化原料的重量比为0.04～0.2∶1。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述催化裂化的催化剂为无定形硅铝催化剂和/或分子筛催化剂。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述分子筛催化剂的活性组分选自Y型分子筛、HY型分子筛、超稳Y型分子筛、ZSM-5分子筛的一种或多种的任意比例的混合物。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述分子筛催化剂为含有稀土、磷、第IIA族金属、第IIIB族金属和第IVB族金属中的一种或多种的分子筛催化剂，以分子筛催化剂的总量为基准，以元素计，稀土、磷、第IIA族金属、第IIIB族金属和第IVB族金属中的一种或多种的总含量为0.1-50重量％。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(4)中，所述加氢改质的条件包括氢气分压为4-20MPa，反应温度为280-450℃，体积空速为0.1-3h^-1，氢油体积比为350-2000Nm³/m³。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，步骤(4)中，所述加氢改质的条件包括氢气分压为5-15MPa，反应温度为300-400℃，体积空速为0.5-2h^-1，氢油体积比为500-1000Nm³/m³。

9.根据权利要求1、7或8所述的方法，其中，所述加氢改质的催化剂含有活性金属组分和载体，所述金属组分为镍、钨、钴、钼中的一种或多种，所述载体为氧化铝、二氧化硅或无定形硅铝，且以所述加氢改质的催化剂的总量为基准，所述活性金属组分的含量为1-30重量％，所述载体的含量为70-99重量％。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述溶剂脱沥青的方法包括油浆和脱沥青溶剂在抽提塔内进行逆流接触抽提，分离得到脱沥青油和脱油沥青，抽提温度为40-400℃，0.1-6MPa，脱沥青溶剂与油浆的体积比为1-15，所述溶剂为C3-C7烷烃或烯烃、凝析油、轻石脑油、轻汽油等溶剂的一种或多种溶剂的混合物。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述溶剂脱沥青的方法还包括将脱沥青油和脱油沥青中的溶剂回收，循环用作脱沥青溶剂。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括将步骤(5)所得催化裂化产物进行切割，分离出其中的轻质油，并将该轻质油与步骤(2)所得的粗汽油馏分和轻柴油馏分以及步骤(4)所得的轻质油合并，得到轻质油产品。

13.根据权利要求1或12所述的方法，其中，该方法还包括将步骤(5)所得催化裂化产物重复所述步骤(2)-(5)。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烃油选自原油、常压渣油、减压渣油、常压蜡油、减压蜡油、直馏蜡油，丙烷轻/重脱油、焦化蜡油和煤液化产物中的一种或几种。