CN106590744B

CN106590744B - 一种劣质原料油的处理方法

Info

Publication number: CN106590744B
Application number: CN201510672058.5A
Authority: CN
Inventors: 蓝天; 王新
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: 2015-10-15
Filing date: 2015-10-15
Publication date: 2018-11-02
Anticipated expiration: 2035-10-15
Also published as: CN106590744A

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蜡油加氢反应，得到加氢蜡油；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。与现有技术相比，本发明的方法可以延长劣质原料油加氢装置的运行周期并降低化学氢耗。

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。与此同时，全球油品需求结构也在发生变化，锅炉及船用重燃料油的消耗量在逐年减少，而化工用轻质油及优质车用燃料油的需求在逐年增加。因此将更多的劣质油转化为优质的轻质油品已成为世界炼油技术发展的重要方向。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，造成了装置的运行周期受到了限制，另外，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。

CN102732311A公开了一种渣油加氢处理和催化裂化组合方法。渣油原料和至少部分催化裂化重循环油在加氢处理装置中进行加氢处理反应，反应流出物进行气液分离，气相循环用于加氢处理反应，液相不经分馏装置直接进入催化裂化装置进行催化裂化反应，催化裂化反应流出物在分馏装置中分离出干气、液化气、汽油、柴油、重循环油和油浆，重循环油的部分或全部循环回加氢处理装置进行加氢处理反应。该方法可以最大量的生产汽油，同时，节省设备投资，充分利用反应热能，降低生产能耗。

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。

CN103484160A公开了一种渣油轻质化加工方法。将减压蒸馏塔分离得到的减压渣油送入溶剂脱沥青装置处理，得到脱沥青油和脱油沥青；脱沥青油和常压渣油或其它进料，一起进入渣油加氢处理装置，加氢产品分离得到石脑油、柴油和加氢渣油；加氢渣油单独或和其它催化裂化原料一起进入催化裂化装置继续反应，分离得到汽油、柴油、重循环油和油浆产品；与现有技术相比，本方法通过先将性质较差的减压渣油进行脱沥青处理，然后再和常压渣油一起进行加氢处理，增大了渣油加氢处理装置的处理量，降低了操作苛刻度，延长了催化剂的使用寿命，与催化裂化装置结合在一起，实现了渣油的高轻质化率。

但是上述现有技术均未解决渣油加氢装置的催化剂寿命短和高化学氢耗的问题。

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，该方法可以延长劣质原料油加氢装置的运行周期并降低化学氢耗。

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蜡油加氢反应，得到加氢蜡油；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。

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中所述蜡油加氢反应。

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中所述蜡油加氢反应；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中所述蜡油加氢反应在固定床反应器中进行；按反应物流向，在所述固定床反应器内依次填装加氢保护剂、加氢脱金属脱硫剂和加氢处理催化剂。

优选地，步骤c中所述蜡油加氢反应的条件为：反应压力为5.0-20.0兆帕，反应温度为300-430℃，体积空速为0.2-5.0小时^-1，氢油体积比为200-1800标准立方米/立方米。

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中所得加氢蜡油进行第二催化裂化反应包括如下步骤：(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。

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，本发明的方法具有如下优点：

1、为处理劣质原料油提供了一条新的途径；

2、能够提高加氢催化剂的寿命，显著延长加氢装置的运行周期，并降低化学氢耗；

3、能够优化产品分布，具体表现为可以提高焦炭和干气的选择性，提高轻质油收率，增加经济效益。

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 蜡油加氢反应器 3 浅度加氢气、液分离单元

4 脱硫化氢单元 5 循环氢压缩机 6 蜡油产物气、液分离单元

7 分馏分离单元 8 第一催化裂化处理单元 9 第二催化裂化处理单元

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 33 管线

34 管线 35 管线 36 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蜡油加氢反应，得到加氢蜡油；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中所述蜡油加氢反应。

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，所述劣质原料油可以为石油烃和/或其他矿物油，其中石油烃可以选自常压瓦斯油、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，其他矿物质油可以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中所述蜡油加氢反应，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中所述蜡油加氢反应的条件可以为：反应压力可以为5.0-20.0兆帕，优选为6.0-15.0兆帕，反应温度可以为300-430℃，优选为320-390℃，体积空速可以为0.2-5.0小时^-1，优选为0.3-2.5小时^-1，氢油体积比可以为200-1800标准立方米/立方米，优选为400-1100标准立方米/立方米；另外，步骤c中所述蜡油加氢反应可以在固定床反应器中进行；按反应物流向，在所述固定床反应器内可以依次填装加氢保护剂、加氢脱金属脱硫剂和加氢处理催化剂。

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10的劣质原料油与来自管线12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14，进入浅度加氢气、液分离单元3，富氢气相物流经管线15依次进入脱硫化氢单元4、经管线16送入循环氢压缩机5后经管线17与来自管线11的新氢混合；由浅度加氢气、液分离单元3底部出来的液相物流经管线18进入分馏分离单元7，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19、20、21和22送出。加氢渣油经管线22进入第一催化裂化处理单元8，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23、24、25、26和27送出。

其中第一蜡油经过催化裂化蜡油管线27和/或来自管线36的任意二次加工蜡油混合后，与来自管线12的混合氢混合，经管线13送至蜡油加氢反应器2。由蜡油加氢反应器2出来的物流经过蜡油产物气、液分离单元6，得到的富氢气相物流经管线29与来自管线15的富氢气相物流混合后进入氢气循环处理系统，得到的液相加氢蜡油经管线30进入第二催化裂化处理单元9，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31、32、33、34和35送出，其中第二蜡油循环至蜡油加氢反应器2。

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，且均为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。蜡油加氢处理实验在固定床加氢反应器上进行，反应区内装填有加氢保护催化剂A、加氢保护催化剂B、加氢脱金属脱硫催化剂和加氢处理催化剂，催化剂商业牌号分别为RG-10A、RG-10B、RMS-1、RN-32V，装填体积比例为4:4:15:77，以上催化剂均由中国石化催化剂分公司生产。

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装置原料油，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％。第一蜡油再经过蜡油加氢处理，产物经过气、液分离后，液相加氢蜡油进入第二催化裂化反应器，经过第二催化裂化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，其中第二蜡油返回蜡油加氢处理单元。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，实施例2的液化气、汽油和柴油产率高，焦炭、干气、以及化学氢耗低，即相比现有的渣油加氢-重油催化裂化工艺，本发明方法所产生的高价值产物多，低价值产物少，而且化学氢耗低。

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。

从表3与表6中可以看出，虽然在完整工艺的反应结果来看，实施例2在液化气和柴油的产率上低于对比例3，但是其汽油产率高于对比例3，也就是说，实施例2和对比例3在产品分布上差异较小。

但是，从劣质原料油加氢反应的化学氢耗以及催化剂寿命来看，实施例2的化学氢耗低，且催化剂寿命长，从而劣质原料油的处理成本更低。

综上所述，采用本发明的方法进行劣质原料油处理，可以优化产品分布，提高加氢催化剂的寿命以及降低化学氢消耗。

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

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蜡油加氢反应，得到加氢蜡油；

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。

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中所述蜡油加氢反应。

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中所述蜡油加氢反应；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中所述蜡油加氢反应在固定床反应器中进行；按反应物流向，在所述固定床反应器内依次填装加氢保护剂、加氢脱金属脱硫剂和加氢处理催化剂。

13.根据权利要求1的方法，其中，步骤c中所述蜡油加氢反应的条件为：反应压力为5.0-20.0兆帕，反应温度为300-430℃，体积空速为0.2-5.0小时^-1，氢油体积比为200-1800标准立方米/立方米。

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中所得加氢蜡油进行第二催化裂化反应包括如下步骤：

(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。

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。