CN106590740B - 一种劣质原料油的处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种劣质原料油的处理方法，该方法包括：a、将劣质原料油进行浅度加氢反应，得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油；其中，以所述劣质原料油为基准，控制所述加氢渣油的产率为85‑95重％；b、将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应，得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油；c、将步骤b中所得第一蜡油进行芳烃抽提处理，得到抽余油和抽出油；d、将步骤c中所得抽余油进行第二催化裂化反应，得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。本发明的方法能够提高干气、焦炭选择性，兼顾增产轻芳烃类有机化工原料，并延长渣油加氢装置运行周期。

Description

一种劣质原料油的处理方法

技术领域

本发明涉及一种劣质原料油的处理方法。

背景技术

随着世界原油需求的持续走高，原油资源的重质化与劣质化越来越明显。渣油催化裂化技术的开发虽然能够对劣质原料油进行有效的加工处理，但是由于劣质原料油中含有大量的硫、氮、金属等杂质以及氢碳比偏低、残炭值高，不仅增加了催化裂化装置的加工难度和操作成本，并且存在轻质油收率低下、干气和焦炭产率高等突出问题。

而目前渣油加氢技术作为劣质油轻质化、优质化的有效手段已经得到越来越多的重视。劣质油品通过加氢，能够大幅度降低原料油中的硫、氮、金属杂质和残炭值，而且能够改善原料质量，增加原料氢碳比，从而降低劣质原料油给催化裂化装置带来的加工难度的同时，还能够改善催化裂化的产品分布和产品质量，增加高价值轻质油品产率。渣油加氢与催化裂化组合工艺成为劣质油品轻质化处理的一种高效工艺方案。

当前渣油加氢-催化裂化组合工艺存在的重要问题是渣油加氢工艺因为大量的积碳生焦、金属沉积导致床层堵塞、催化剂失活，床层压降升高、热点出现等，造成了装置的运行寿命受到了限制。另外，工艺产物干气、焦炭的选择性以及轻质油产率还有较大的提升空间。因此如何优化这些问题已经成为了重要的研究方向。

与此同时，化工行业对于BTX等基础有机原料需求旺盛，如何最大化利用劣质油生产大量轻质油的同时，兼顾生产轻芳烃类基础有机原料也是一个值得深入开发的研究方向。

CN101210200B公开了一种渣油加氢处理与催化裂化组合工艺方法。渣油、脱除固体杂质的催化裂化重循环油、任选的馏分油和任选的催化裂化油浆的蒸出物一起进入渣油加氢处理装置，所得的加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，得到各种产品；将脱除固体杂质的催化裂化重循环油循环至渣油加氢处理装置；将催化裂化油浆进行蒸馏分离，而催化裂化油浆的蒸出物可循环至渣油加氢处理装置。该方法使得渣油加氢处理和催化裂化更为有效地组合在一起，不仅能提高渣油加氢处理产品的质量，延长渣油加氢处理装置操作周期，还能增加加氢柴油和催化裂化轻油的收率，降低催化裂化生焦量，并提高催化裂化装置的处理量。

CN103540358A公开了一种渣油转化-芳烃抽提组合工艺方法。原料渣油与氢气进入渣油加氢装置进行反应，反应产物加氢渣油进入催化裂化装置继续反应，所得的重循环油进入溶剂抽提装置，在溶剂抽提装置中重循环油进行抽提分离；得到的萃余相返回催化裂化装置；抽提相分离出溶剂后送至渣油加氢处理装置入口与渣油原料一起进入渣油加氢处理装置；得到的抽提溶剂返回至溶剂再生和芳烃抽提系统，溶剂经再生提纯后，进入芳烃抽提装置，分离后的粗溶剂不经提纯直接进入重循环油溶剂抽提装置；本方法使渣油加氢处理原料芳烃含量增加，实现高效转化，降低装置操作苛刻度；催化裂化原料饱和烃含量增加，芳香烃含量下降，提高轻油收率；降低了溶剂损耗和生产成本。

CN102344832B一种石油烃催化转化方法，原料油在反应器内与富含中孔沸石的催化剂接触进行反应，反应温度为500～750℃、重时空速100～800h^-1、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料油的重量比1～100，水蒸汽与原料油的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应，分离待生催化剂与反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气得到包括乙烯、丙烯、丙烷、丁烷和富含芳烃的催化汽油的产物，其中催化汽油经选择性加氢后，进入芳烃抽提装置分离得到目的产物轻芳烃，而抽余油与丙烷、丁烷经蒸汽裂解进一步生产乙烯、丙烯。该方法乙烯、丙烯产率分别高达20.31重％、31.67重％，BTX产率高达24.39重％。

发明内容

本发明的目的是提供一种劣质原料油的处理方法，该方法能够提高干气、焦炭选择性，兼顾增产轻芳烃类有机化工原料，并延长渣油加氢装置运行周期。

为了实现上述目的，本发明提供一种劣质原料油的处理方法，该方法包括：a、将劣质原料油进行浅度加氢反应，得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油；其中，以所述劣质原料油为基准，控制所述加氢渣油的产率为85-95重％；b、将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应，得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油；c、将步骤b中所得第一蜡油进行芳烃抽提处理，得到抽余油和抽出油；d、将步骤c中所得抽余油进行第二催化裂化反应，得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。

优选地，该方法还包括步骤e：将步骤d中所得第二蜡油进行步骤c中所述芳烃抽提处理。

优选地，步骤a中，以所述劣质原料油为基准，控制所述加氢渣油的产率为87-93重％。

优选地，步骤a中，控制所述劣质原料油的脱硫率为50-95重％，脱氮率为10-70重％，脱残炭率为10-70重％，脱金属率为50-95重％。

优选地，所述浅度加氢反应的条件为：氢分压为8-20兆帕，反应温度为330-420℃，液时体积空速为0.1-1.5小时^-1，总氢油体积比为200-1500标准立方米/立方米。

优选地，所述劣质原料油为石油烃和/或其他矿物油，其中石油烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的至少一种，其他矿物质油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的至少一种。

优选地，所述劣质原料油在20℃时的密度为920-1100千克/立方米，残炭比重为8-20重％。

优选地，所述将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应包括如下步骤：(1)、将预热的所述加氢渣油与第一再生催化裂化催化剂在第一催化裂化反应器下部一起进行第一裂化反应，得到第一裂化产物和第一半再生催化裂化催化剂；(2)、将步骤(1)中所得第一裂化产物与所述第一半再生催化裂化催化剂随后在第一催化裂化反应器上部进行第一再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油。

优选地，步骤(1)中所述第一裂化反应的条件为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比为4-12，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(2)中所述第一再催化转化反应的条件为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。

优选地，控制所述第一蜡油的氢含量为10.5-15重％；以步骤b中所述加氢渣油为基准，控制所述第一蜡油的产率为15-50重％。

优选地，将二次加工蜡油与第一蜡油一起进行步骤c中所述芳烃抽提处理；所述二次加工蜡油为选自焦化蜡油、脱沥青油和其它装置所产催化裂化蜡油中的至少一种。

优选地，步骤c中所述芳烃抽提处理所使用的抽提溶剂为选自糠醛、二甲基亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、环丁砜、乙二醇和1,2-丙二醇中的至少一种。

优选地，步骤c中所述芳烃抽提处理的条件为：芳烃抽提温度为40-120℃，芳烃抽提溶剂与所述第一蜡油的体积比为(0.5-5)：1。

优选地，步骤d中所述第二催化裂化反应的条件为：反应温度为450℃-620℃，重时空速为1-100小时^-1，剂油比为1-25，水油比为0.03-0.3。

优选地，所述将步骤c中所得抽余油进行第二催化裂化反应包括如下步骤：(α)、将预热的所述抽余油与第二再生催化裂化催化剂在第二催化裂化反应器下部一起进行第二裂化反应，得到第二裂化产物和第二半再生催化裂化催化剂；(β)、将步骤(α)中所得第二裂化产物与所述第二半再生催化裂化催化剂随后在第二催化裂化反应器上部进行第二再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。

优选地，步骤(α)中所述第二裂化反应的条件为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比为4-12，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(β)中所述第二再催化转化反应的条件为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。

与现有技术相比，本发明的优点在于：

1、本发明为处理劣质原料油提供了一条新的途径；

2、本发明能够显著延长渣油加氢装置的运行周期；

3、本发明能够优化产品分布，具体为提高焦炭和干气选择性；

4、本发明能增产富含芳烃的基础有机化工原料，从而增加经济效应。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是本发明劣质原料油的处理方法的流程示意图。

附图标记说明

1浅度加氢反应器 2浅度加氢气、液分离单元 3脱硫化氢单元

4循环氢压缩机 5分馏分离单元 6第一催化裂化处理单元

7芳烃抽提处理单元 8第二催化裂化处理单元 9管线

10管线 11管线 12管线 13管线 14管线 15管线 16管线 17管线

18管线 19管线 20管线 21管线 22管线 23管线 24管线 25管线

26管线 27管线 28管线 29管线 30管线 31管线 32管线

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供一种劣质原料油的处理方法，该方法包括：a、将劣质原料油进行浅度加氢反应，得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油；其中，以所述劣质原料油为基准，控制所述加氢渣油的产率为85-95重％，优选控制为87-93重％；b、将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应，得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油；c、将步骤b中所得第一蜡油进行芳烃抽提处理，得到抽余油和抽出油；d、将步骤c中所得加氢蜡油进行第二催化裂化反应，得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。

本发明的方法还可以包括步骤e：将步骤d中所得第二蜡油进行步骤c中所述芳烃抽提处理。

本发明的发明人意外地发现，将劣质原料油进行加氢反应时，当加氢渣油产率控制在85-95重％之间，催化剂上金属沉积量随着装置运转时间的增加而增加缓慢，渣油加氢反应装置的运转周期显著提高，本发明将此种加氢反应称为浅度加氢反应。具体地，本发明将劣质原料油在浅度加氢处理单元进行可调控性浅度加氢反应，通过动态调变反应条件，使产物经分离、分馏后得到的加氢渣油产率和杂质脱除率相对稳定，具体为随装置运转时间增加，当加氢渣油产率增加和/或杂质脱除率降低时，提高反应温度和/或降低体积空速。整体来说，所述浅度加氢反应的条件可以为：氢分压为8-20兆帕，优选为9-16兆帕，反应温度为330-420℃，优选为350℃-400℃，液时体积空速为0.1-1.5小时^-1，优选为0.2-1.0小时^-1，总氢油体积比为200-1500标准立方米/立方米，优选为500-1000标准立方米/立方米。另外，采用较低苛刻度的加氢反应条件，主要目的在于将劣质原料油的脱硫率、脱氮率、脱残炭率和脱金属率控制在较低水平。具体地，可以控制所述劣质原料油的脱硫率为50-95重％，优选为65-85重％，脱氮率为10-70重％，优选为25-45重％，脱残炭率为10-70重％，优选为25-45重％，脱金属率为50-95重％，优选为65-80重％。本发明所述脱金属率中的金属特指镍和钒。

根据本发明，所述劣质原料油是本领域所常规使用的，例如，所述劣质原料油为石油烃和/或其他矿物油，其中石油烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的至少一种，其他矿物质油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的至少一种。另外，从性质方面看，所述劣质原料油在20℃时的密度可以为920-1100千克/立方米，优选为940-1000千克/立方米，残炭比重为8-20重％，优选为10-16重％。

根据本发明，所述第一催化裂化反应采用高选择性催化裂化工艺，该工艺不追求原料油单程转化率最高，而将转化率控制在适当水平，从而能够有效提高干气、焦炭选择性，同时产生较大量的催化裂化蜡油，用于进一步加氢处理。该工艺的采用能够有效弥补浅度渣油加氢对劣质原料加工深度不足问题，并能够优化产物分布。所述将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应可以包括如下步骤：(1)、将预热的所述加氢渣油与第一再生催化裂化催化剂在第一催化裂化反应器下部一起进行第一裂化反应，得到第一裂化产物和第一半再生催化裂化催化剂；(2)、将步骤(1)中所得第一裂化产物与所述第一半再生催化裂化催化剂随后在第一催化裂化反应器上部进行第一再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油。该第一裂化反应主要为大分子裂化反应，第一再催化转化反应主要为选择性裂化、选择性氢转移和异构化等反应。其中，步骤(1)中所述第一裂化反应的条件可以为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比(催化剂与原料油的重量比)为4-12，水油比(水蒸气与原料油重量比)为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(2)中所述第一再催化转化反应的条件可以为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水蒸气与原料油重量比0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。另外，可以控制所述第一蜡油的氢含量为10.5-15重％；以步骤b中所述加氢渣油为基准，可以控制所述第一蜡油的产率为15-50重％，优选为30-45重％。

根据本发明的一种具体实施方式，可以将二次加工蜡油与第一蜡油一起进行步骤c中所述芳烃抽提处理，以增加第二催化裂化的原料来源；所述二次加工蜡油可以为选自焦化蜡油、脱沥青油和其它装置所产催化裂化蜡油中的至少一种，催化裂化蜡油不限于本发明的第一蜡油和第二蜡油，可以来自其它催化裂化装置。

根据本发明，步骤c中所述芳烃抽提处理是本领域技术人员所熟知的，其条件可以为：芳烃抽提温度为40-120℃，优选为50-90℃，芳烃抽提溶剂与所述第一蜡油的体积比为(0.5-5)：1，优选为(1.0-3.0):1，步骤c中所述芳烃抽提处理所使用的抽提溶剂可以为选自糠醛、二甲基亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、环丁砜、乙二醇和1,2-丙二醇中的至少一种，所述的抽提溶剂可以回收使用。

根据本发明，步骤d中所述第二催化裂化反应可以在本领域常规条件下进行，例如，反应温度为450℃-620℃，重时空速为1-100小时^-1，剂油比为1-25，水油比为0.03-0.3。另外，所述第二催化裂化反应也可以采用高选择性催化裂化工艺，例如，所述将步骤c中所得加氢蜡油进行第二催化裂化反应可以包括如下步骤：(α)、将预热的所述加氢蜡油与第二再生催化裂化催化剂在第二催化裂化反应器下部一起进行第二裂化反应，得到第二裂化产物和第二半再生催化裂化催化剂；(β)、将步骤(α)中所得第二裂化产物与所述第二半再生催化裂化催化剂随后在第二催化裂化反应器上部进行第二再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。步骤(α)中所述第二裂化反应的条件可以为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比为4-12，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(β)中所述第二再催化转化反应的条件可以为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。需要说明的是，如无特殊需要，本发明的方法所采用的加氢催化剂、催化裂化催化剂、加氢装置和催化裂化装置均可以根据需要采用本领域所常规使用的催化剂和装置。例如，所述第一催化裂化反应所采用的催化剂可以以沸石作为活性组分，优选自中孔沸石和/或任选的大孔沸石，其中的中孔沸石可以选自ZSM系列和/或ZRP系列；所述第二催化裂化的装置可以是常规的催化裂化装置及其改进装置，具体可以参见中国专利CN1232069A和CN1232070A等文献。

下面将结合附图提供本发明的一种具体实施方式。

如图1所示，来自管线9的劣质原料油与来自管线10的新氢、循环氢混合氢气混合后，进入浅度加氢反应器1，在可调控性浅度加氢工艺条件下，进行脱杂质、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和与加氢脱金属反应，得到的产物经管线11，进入浅度加氢气、液分离单元2，富氢气相物流经管线12依次进入脱硫化氢单元3、经管线13送入循环氢压缩机4后经管线14与来自管线10的新氢混合；由浅度加氢产物分离单元2底部出来的液相物流经管线15进入分馏分离单元5，分别得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油，依次通过管线16、17、18和19送出。加氢渣油经管线19进入第一催化裂化处理单元6，在高选择性催化裂化工艺条件下进行反应，并经过分离分馏后依次得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油，分别经管线20、21、22、23和24送出。

其中第一蜡油经过催化裂化蜡油管线24和/或来自管线32的任意二次加工蜡油混合后，送至芳烃抽提处理单元7。由芳烃抽提处理单元7抽提出的抽出油经管线25送出，抽余油经管线26进入第二催化裂化处理单元8，反应并经过分离分馏后依次得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油，分别经管线27、28、29、30和31送出，其中第二蜡油循环至芳烃抽提处理单元7。

下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。本发明实施例所采用的仪器、装置和试剂，如无特别说明，均为本领域常规的仪器、装置和试剂。

实施例与对比例中所用原料油为减压渣油与常压渣油的混合渣油，其性质见表1。浅度加氢试验在两套连续高压固定床中试装置上进行，固定床中试装置均为3个反应器串联工艺流程，分别装有加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂，商品牌号分别为RG-10A、RDM-2B、RMS-1B，装填体积比例为5:45:50。实验进行时，两套装置均处于运转初期，运转时间不足50小时。催化裂化试验在多套催化裂化中型装置上进行，采用提升管反应器，使用MLC-500催化剂。

本发明实施例采用电感耦合等离子体发射光谱仪(ICP-AES)测定生成油中镍和钒的含量(所用仪器为美国PE公司PE-5300型等离子体光量计，具体方法见石油化工分析方法RIPP124-90)。使用电量法测定硫的含量(具体方法见石油化工分析方法RIPP62-90)。使用电量法测定氮的含量(具体方法见石油化工分析方法RIPP63-90)。使用微量法测定残炭含量(具体方法见石油化工分析方法RIPP148-90)。

按照下列公式分别计算硫、残碳、氮和金属的脱除率：

本发明所述的RIPP试验方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。

实施例1

实施例1提供本发明可调控的浅度加氢反应，其中反应温度和体积空速随反应时间进行阶段性调节，而氢油体积比与氢分压分别维持在800标准立方米/立方米和12兆帕，具体操作条件见表2。渣油加氢产物中，加氢渣油的切割点为350℃。以催化剂上金属的沉积量(MOC，每100kg催化剂上的镍和钒金属沉积量)来关联渣油加氢催化剂的寿命，其中MOC与催化剂寿命成反比。装置杂质脱除率与MOC等对比如表2。

对比例1

对比例1为常规渣油加氢试验，实验装置、实验原料与实施例1相同。不同之处在于渣油加氢反应温度与体积空速分别恒定在390℃和0.25h^-1。对比例工艺条件、实验产物杂质脱除率与MOC对比如表2。

从表2可以看出，在整个装置运行期间，实施例1通过随运转时间增加而阶段性提高装置反应温度和降低体积空速，能够使加氢渣油的产率和杂质脱除率维持在较稳定的水平。而对比例1的加氢渣油的产率和杂质脱除率则表现出了随运转时间的延长而大幅度的变化。其次，比较单位时间、体积空速下MOC值，实施例1与对比例1分别为6.66(Kg/100Kg)/(1000h·h^-1)和7.90(Kg/100Kg)/(1000h·h^-1)。即理论上而言，在相同的进料速率和进料时间下，实施例1工艺下催化剂的寿命比对比例1高18％左右(即(7.90-6.66)/6.66)。

实施例2

如图1所示，选取实施例1加氢装置运转5000-5500h内的反应生成产物作为后续工艺的实验对象(具体浅度加氢反应后产物性质见表3)。加氢渣油作为第一催化裂化反应器原料油，经过第一催化裂化反应、分离分馏后得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油。第一蜡油切割点为330℃，占进料量的35.23％。第一蜡油再经过芳烃抽提处理，抽提溶剂为糠醛，温度75℃，溶剂与第一蜡油体积比为2，得到抽出油与抽余油。抽出油作为芳烃精制的原料，抽余油进入第二催化裂化反应器，经过反应后得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油，其中第二蜡油循环至回芳烃抽提处理单元。工艺操作条件见表4，产品分布见表5以及表6，其中整个工艺的产物分布是所有装置的产物分布按比例加和得到。

对比例2

对比例2的工艺流程为现有的渣油加氢-重油催化裂化组合工艺流程。选取对比例1渣油加氢装置运转5000-5500h内的反应生成产物作为后续工艺的实验对象(具体渣油加氢反应后产物性质见表3)，经过反应、分离分馏后得到干气、液化气、汽油、柴油、油浆和焦炭。工艺操作条件见表4，产品分布见表5。

从表5可以看出，比较实施例2和对比例2，对比例2的干气、焦炭产率分别高出0.92％和0.88％，总液体收率较本发明低2.97％，另外，实施例2较对比例2还多出6.46％抽出油。即对比于现有的渣油加氢-重油催化裂化工艺，本发明不仅在干气、焦炭选择性以及轻质油产率上有明显优势，还能额外多产大量富含芳烃化工原料。

对比例3

对比例3的工艺流程以及反应条件与实施例2基本相同，不同之处在于对比例3选取对比例1中渣油加氢装置运转5000-5500h内的生成的加氢渣油(具体渣油加氢反应后产物性质见表3)作为后续工艺的原料油。工艺操作条件见表4，产品分布见表6。

通过表3与表6，比较实施例2和对比例3，可以发现，经过按比例加和得到的完整工艺的产品分布(包含渣油加氢工艺)，实施例2工艺产出的液化气、柴油、汽油略低于对比例3，干气、焦炭略高于对比例3，实施例2的总液体收率(不包括抽出油)较对比例3低2.12％。但同时实施例2对氢气的消耗低于对比例3，芳烃抽提所得抽出油比对比例2高出2.10％。因此，产品整体分布上各有长短，且差异性较小，证明实施例工艺在处理由浅度渣油加氢工艺过来的低加工深度加氢渣油时表现出了很好的适应性。而就完整实施例(包括实施例1与实施例2)而言，相对于对比例(包括对比例1和对比例3)则突出了能够显著延长渣油加氢运行周期的优点。

表1 为本发明实施例和对比例所采用的劣质原料油的性质。

原料	减压渣油+常压渣油
		密度(20℃)，g/cm3	0.984
运动粘度(100℃)，mm2/s	160.12
		碳，重％	85.02
氢，重％	11.01
		硫，重％	3.04
氮，重％	0.36
		残炭，重％	13.15
金属(Ni+V)，ppm	77.4
		饱和烃，重％	24.6
芳烃，重％	46.7
		胶质，重％	24.5
沥青质(C7不容物)，重％	4.2

表2 为实施例1和对比例1的反应条件和反应结果。

表3 为实施例1和对比例1所得部分加氢渣油的性质(实施例1所得加氢渣油用于实施例2，对比例1所得加氢渣油用于对比例2和对比例3)。

表4 为实施例2、对比例2和对比例3的反应条件。

表5 为实施例2和对比例2的反应结果。

*以装置进料量为100％计算

**以新鲜原料为100％计算

表6 为实施例2和对比例3的反应结果。

*以装置进料量为100％计算

**以新鲜原料为100％计算

Claims (16)

1.一种劣质原料油的处理方法，该方法包括：

a、将劣质原料油进行浅度加氢反应，得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油；其中，以所述劣质原料油为基准，在整个加氢装置运行期间，通过动态调变反应条件控制所述加氢渣油的产率稳定为85-95重％；

b、将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应，得到第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油；

c、将步骤b中所得第一蜡油进行芳烃抽提处理，得到抽余油和抽出油；

d、将步骤c中所得抽余油进行第二催化裂化反应，得到第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。

2.根据权利要求1的方法，该方法还包括步骤e：将步骤d中所得第二蜡油进行步骤c中所述芳烃抽提处理。

3.根据权利要求1的方法，其中，步骤a中，以所述劣质原料油为基准，在整个加氢装置运行期间，通过动态调变反应条件控制所述加氢渣油的产率稳定为87-93重％。

4.根据权利要求1的方法，其中，步骤a中，在整个加氢装置运行期间，通过动态调变反应条件控制所述劣质原料油的脱硫率稳定为50-95重％，脱氮率稳定为10-70重％，脱残炭率稳定为10-70重％，脱金属率稳定为50-95重％。

5.根据权利要求1的方法，其中，所述浅度加氢反应的条件为：氢分压为8-20兆帕，反应温度为330-420℃，液时体积空速为0.1-1.5小时^-1，总氢油体积比为200-1500标准立方米/立方米。

6.根据权利要求1的方法，其中，所述劣质原料油为石油烃和/或其他矿物油，其中石油烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的至少一种，其他矿物质油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的至少一种。

7.根据权利要求1的方法，其中，所述劣质原料油在20℃时的密度为920-1100千克/立方米，残炭比重为8-20重％。

8.根据权利要求1的方法，其中，所述将步骤a中所得加氢渣油进行第一催化裂化反应包括如下步骤：

(1)、将预热的所述加氢渣油与第一再生催化裂化催化剂在第一催化裂化反应器下部一起进行第一裂化反应，得到第一裂化产物和第一半再生催化裂化催化剂；

(2)、将步骤(1)中所得第一裂化产物与所述第一半再生催化裂化催化剂随后在第一催化裂化反应器上部进行第一再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第一干气、第一液化气、第一汽油、第一柴油和第一蜡油。

9.根据权利要求8的方法，其中，步骤(1)中所述第一裂化反应的条件为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比为4-12，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(2)中所述第一再催化转化反应的条件为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。

10.根据权利要求1的方法，其中，控制所述第一蜡油的氢含量为10.5-15重％；以步骤b中所述加氢渣油为基准，控制所述第一蜡油的产率为15-50重％。

11.根据权利要求1的方法，其中，将二次加工蜡油与第一蜡油一起进行步骤c中所述芳烃抽提处理；所述二次加工蜡油为选自焦化蜡油、脱沥青油和其它装置所产催化裂化蜡油中的至少一种。

12.根据权利要求1的方法，其中，步骤c中所述芳烃抽提处理所使用的抽提溶剂为选自糠醛、二甲基亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、环丁砜、乙二醇和1,2-丙二醇中的至少一种。

13.根据权利要求1的方法，其中，步骤c中所述芳烃抽提处理的条件为：芳烃抽提温度为40-120℃，芳烃抽提溶剂与所述第一蜡油的体积比为(0.5-5)：1。

14.根据权利要求1的方法，其中，步骤d中所述第二催化裂化反应的条件为：反应温度为450℃-620℃，重时空速为1-100小时^-1，剂油比为1-25，水油比为0.03-0.3。

15.根据权利要求1的方法，其中，所述将步骤c中所得抽余油进行第二催化裂化反应包括如下步骤：

(α)、将预热的所述抽余油与第二再生催化裂化催化剂在第二催化裂化反应器下部一起进行第二裂化反应，得到第二裂化产物和第二半再生催化裂化催化剂；

(β)、将步骤(α)中所得第二裂化产物与所述第二半再生催化裂化催化剂随后在第二催化裂化反应器上部进行第二再催化转化反应，并经过分离、分馏得到所述第二干气、第二液化气、第二汽油、第二柴油和第二蜡油。

16.根据权利要求15的方法，其中，步骤(α)中所述第二裂化反应的条件为：反应温度为530-620℃，重时空速为30-180小时^-1，剂油比为4-12，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕；步骤(β)中所述第二再催化转化反应的条件为：反应温度为460℃-520℃，重时空速为20-100小时^-1，剂油比为3-15，水油比为0.03-0.3，反应压力为130千帕-450千帕。