CN111560268B

CN111560268B - Hviⅰ基础油和芳香基矿物油的生产方法

Info

Publication number: CN111560268B
Application number: CN201910112610.3A
Authority: CN
Inventors: 丁洛; 管翠诗; 王玉章; 蔡晨; 彭东岳; 闫亮
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: 2019-02-13
Filing date: 2019-02-13
Publication date: 2021-12-17
Anticipated expiration: 2039-02-13
Also published as: CN111560268A

Abstract

本发明涉及石油化工领域，公开了HVIⅠ基础油和芳香基矿物油组合工艺生产方法，该生产方法包括：将原料油与氢气接触进行加氢反应，得到加氢油；将加氢油与脱蜡溶剂接触进行溶剂脱蜡，得到加氢脱蜡油；将加氢脱蜡油与抽提溶剂接触进行溶剂精制，得到精制油和抽出油；将精制油与吸附剂接触进行补充精制，得到润滑油基础油；将抽出油与萃取溶剂接触进行溶剂萃取，分离得到芳香基矿物油和稠环芳烃油。本发明的方法能够实现利用加氢油中苯并a芘含量控制加氢芳烃饱和和环烷烃开环程度，加氢油收率损失小。采用本发明方法生产的HVIⅠ基础油收率高，黏度指数损失小，芳香基矿物油收率高，各产品均满足相应的国家或行业标准。

Description

HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法

技术领域

本发明涉及基础油和芳香基矿物油的生产方法，具体地，涉及一种HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法。

背景技术

随着我国炼油企业加工的原油质量劣质化和重质化，导致润滑油基础油生产原料中的芳烃含量和硫含量增加，基础油质量和收率降低，影响企业效益。润滑油基础油生产原料一般指原油经常压蒸馏分离汽油、煤油和柴油馏分再经减压蒸馏得到的减压蜡油馏分，以及沸点大于500℃以上的残渣油，经溶剂脱沥青得到的溶剂脱沥青油。馏分油和轻脱油具有沸点高、芳烃、胶质、杂原子含量多的特点，是石油炼制加工过程中加工流程长、加工工艺复杂的原料。

为了改善润滑油基础油的粘温性能、颜色和氧化安定性等性质，需要将润滑油基础油生产原料中的非理想组分脱除，保留颜色浅、氧化安定性和粘温性能好的理想组分。理想组分主要是异构烷烃、少环长侧链的环烷烃及芳烃，非理想组分主要是多环短侧链芳烃及杂原子化合物等。

润滑油基础油加氢生产工艺可以生产HVIⅡ类及以上润滑油基础油，具有硫、氮质量分数低，黏度指数高，氧化安定性好和颜色浅等特点，市场占有率不断提高。加氢工艺流程包括加氢处理、催化脱蜡或异构脱蜡工艺步骤，可以改善润滑油基础油生产原料的性质，生产HVIⅡ及以上润滑油基础油产品。CN102732300B公开了一种生产高黏度指数润滑油基础油的方法，该方法包括：将原料油在催化剂和氢气的作用下进行接触反应，多环芳烃加氢饱和并开环，脱除杂原子以改善基础油颜色、安定性，将非理想组分转化为理想组分，得到加氢处理油，然后再经催化脱蜡的方法降低产品的倾点，得到脱蜡油，最后将脱蜡油经加氢精制得到低凝基础油。该技术可以生产高黏度指数的HVIⅡ润滑油基础油，但存在加氢处理油收率损失大的问题。

传统润滑油基础油生产工艺可以生产HVIⅠ基础油，具有黏度损失小，生产成本相对较低，油中的芳烃使基础油对添加剂感受性好等特点，因此，仍有相当的市场占有率。传统生产工艺流程包括溶剂精制、溶剂脱蜡和补充精制工艺步骤，改善润滑油基础油生产原料的性质。原料油在精制溶剂的作用下，因对原料油中不同组分选择性溶解能力的不同而达到脱除非理想组分的目的。精制溶剂主要有苯酚、N-甲基吡咯烷酮和糠醛等，在相同温度下，对原料油中各组分的选择性溶解能力由大到小依次为多环芳烃、少环芳烃、和烷烃。溶剂精制因具有生产成本低、原料适应性好等特点，在润滑油基础油生产过程中获得了广泛应用。但传统工艺生产基础油依赖原料油质量，好的HVIⅠ基础油生产原料价格高，加工这种原料影响企业效益。

传统润滑油基础油生产工艺溶剂精制过程中得到的芳烃抽出油可以作为轮胎用橡胶填充油。在轮胎用橡胶生产过程中加入填充油，可以增加橡胶的塑形，增强橡胶弹性和抗老化性，改善混炼效果。但芳烃抽出油含有较多的多环芳烃，在轮胎使用过程中多环芳烃扩散到环境中，其毒性和致癌性会对人体健康产生持续的危害。2005年欧盟签署2005/69/EC指令明确限制轮胎及所属配件所用芳烃型橡胶填充油中苯并(a)芘(B(a)P)、八种致癌稠环芳烃(Polycyclic Aromatic Hydrocarbons，缩写为PAHs)和多环芳烃(PolycyclicAromatic，缩写为PCA)的含量，其中B(a)P质量分数不大于1mg/kg，PAHs总质量分数不大于10mg/kg，PCA质量分数小于3％。满足欧盟上述指令要求的橡胶油称为环保橡胶油。

CN101597513A公开了一种制备环保橡胶油的方法，该方法以减三线馏分油为原料，经溶剂精制(糠醛抽提)得到一次精制油，以一次精制油为原料进行二次溶剂抽提(糠醛抽提)得到的二次抽出油即为环保橡胶油，可代替传统芳烃油作为橡胶填充油。该方法受到原料油中环保橡胶油组分含量和分离精度的限制，很难进一步提高环保橡胶油产品收率。

CN102952582A公开了一种溶剂精制与加氢精制组合工艺制备环保橡胶油的方法，该方法以减压馏分油的芳烃抽出油为原料，采用三元复合溶剂对芳烃抽出油进行分离，得到的精制油作为原料进行高压加氢处理，制备芳烃含量大于16％，多环芳烃含量小于3％，8种PAHs含量小于10mg/kg的轮胎用环保橡胶油。该方法采用高压加氢处理脱除精制油中多环芳烃和杂质，可以生产符合环保要求的产品，但产品收率难有提高。

因此，需要找到一种改进的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法，以能够在高收率的同时获得符合产品标准的HVIⅠ基础油以及符合产品标准的芳香基矿物油。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术存在的缺陷，提供一种改进的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法，该方法能够在提高收率的同时获得符合产品标准的HVIⅠ基础油以及符合产品标准的芳香基矿物油。

为了实现上述目的，本发明提供一种HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法，其中，该方法包括以下步骤：

(1)在催化剂的存在下，将原料油与氢气接触进行加氢反应，得到加氢油，所述加氢油中苯并a芘的含量为0.1-1mg/kg；

(2)将步骤(1)得到的加氢油与脱蜡溶剂接触进行溶剂脱蜡，分离得到的滤液和蜡膏中的溶剂后分别得到加氢脱蜡油和含油蜡；

(3)将步骤(2)得到的加氢脱蜡油与抽提溶剂接触进行溶剂精制，分离得到的抽余液和抽出液中的溶剂后分别得到精制油和抽出油；

(4)将步骤(3)得到的精制油与吸附剂接触进行补充精制，并分离得到润滑油基础油；将步骤(3)得到的抽出油与萃取溶剂接触进行溶剂萃取，分离得到的萃余液和萃出液中的溶剂后分别得到芳香基矿物油和稠环芳烃油。

优选地，步骤(1)中，所述加氢反应的方法包括：在加氢处理催化剂的存在下，将原料油与氢气接触，进行加氢处理反应；在加氢精制催化剂的存在下，将加氢处理反应产物与氢气接触，进行加氢精制；

加氢处理反应的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为270-360℃，体积空速为0.4-1.1h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³；更优选地，氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为290-340℃，体积空速为0.5-1h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³；进一步优选地，氢分压为8-10MPa，反应温度为300-330℃，体积空速为0.6-0.9h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³；

加氢精制的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为260-340℃，体积空速为1.0-2.2h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³；更优选地，氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为270-330℃，体积空速为1.2-2h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³；进一步优选地，氢分压为8-10MPa，反应温度为280-310℃，体积空速为1.4-1.8h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³。

本发明提供的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油生产方法采用加氢处理对原料油进行加氢脱硫、脱氮和脱氧反应，并适度对多环芳烃进行饱和。以加氢油中B(a)P含量控制加氢处理深度，适度地将原料油中部分多环芳烃转化为少环芳烃，在这个过程中加氢油的质量得以改善。通过润滑油溶剂脱蜡脱除加氢油中高凝点组分，降低脱蜡油倾点，改善其低温流动性；通过润滑油溶剂精制脱除脱蜡油中的芳烃，提高溶剂精制油黏度指数，降低硫含量和氮含量，改善颜色；通过吸附精制进一步脱除溶剂精制油中的氮化物，改善吸附油的颜色及氧化安定性，得到符合标准的润滑油基础油。而溶剂精制抽出油富含芳烃，是优良的芳香基矿物油生产原料，通过溶剂萃取脱除润滑油溶剂精制抽出油中的稠环芳烃，得到符合产品标准的芳香基矿物油，同时，副产的溶剂抽提脱除的稠环芳烃油是优良的沥青调合组分。

综上，采用本发明的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法具有如下优点：1)原料油经加氢处理，芳烃和杂环化合物部分加氢饱和，上述发生反应的烃类主要转化为少环芳烃。其结果是部分脱除原料油中的杂环化合物，部分润滑油非理想组分转化为理想组分，加氢油的质量得到改善。2)采用加氢油中B(a)P含量作为控制指标，采用适宜的加氢处理深度对多环芳烃部分饱和，减少环烷烃开环反应，加氢油的收率损失小，润滑油基础油组分和芳香基矿物油组分含量提高。3)由加氢油为原料生产的润滑油基础油产品质量满足基础油产品标准要求，收率提高。4)由润滑油基础油溶剂精制抽出油为原料生产的芳香基矿物油芳碳含量高，收率提高。5)采用本发明得到的芳香基矿物油倾点低，不需单独建设降凝单元，有效降低装置建设和运行成本。

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。

图1为本发明提供的一种具体实施方式的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产工艺流程图。

附图标记说明

1-氢气管线；2-原料油管线；3-加氢处理单元；4-加氢精制单元；

5-气体管线；6-加氢油管线；7-溶剂脱蜡单元；8-蜡膏管线；

9-脱蜡油管线；10-润滑油基础油溶剂精制单元；11-精制油管线；

12-抽出油管线；13-润滑油基础油吸附精制单元；14-吸附精制油管线；

15-芳香基矿物油溶剂萃取单元；16-芳香基矿物油管线；

17-稠环芳烃油管线。

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

根据本发明，所述HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法包括以下步骤：

根据本发明，步骤(1)中，将原料油与氢气接触进行加氢反应，得到加氢油。本发明的发明人发现，根据加氢油中苯并a芘(B(a)P)含量控制加氢芳烃饱程度，以适度地转化部分多环芳烃，同时脱除原料油中的硫、氮，一方面得到质量得以改善的加氢油，另一方面，由该含有理想组分——异构烷烃、少环长侧链环烷烃和芳烃的加氢油制备得到符合润滑油基础油产品质量要求的HVIⅠ基础油，同时由该含有理想组分——单环和/或双环芳烃的加氢油制备得到符合质量要求的芳香基矿物油，同时副产的部分稠环芳烃油可以作为沥青调和组分。因此，优选情况下，为了更好地实现上述发明目的，所述加氢油中苯并a芘的含量为0.1-1mg/kg，更优选为0.2-0.9mg/kg。由此说明，通过控制加氢处理的深度得到的加氢油可以作为生产符合产品标准的HVIⅠ基础油以及芳香基矿物油的优质原料，而且两种产品的收率都得到提高。

根据本发明，为了更好地实现本发明的发明目的，步骤(1)中，所述加氢反应的方法包括：在加氢处理催化剂的存在下，将原料油与氢气接触，进行加氢处理；在加氢精制催化剂的存在下，将加氢处理反应产物与氢气接触，进行加氢精制，得到加氢产物。

按照本发明，所述加氢处理以及加氢精制的步骤一般在加氢反应单元中进行，所述加氢反应单元还可以包括加氢处理单元和加氢精制单元。所述加氢反应单元中的加氢处理单元和加氢精制单元的加氢反应器可以是固定床，也可以是移动床或沸腾床。加氢产物经分离器分离为气相物流和液相物流，所述液相物流包括烷烃、环烷烃、少环芳烃以及稠环芳烃油。所述气相物流中的气体主要是H₂、C1-C4的轻烃和H₂S等。

根据本发明，加氢油中苯并a芘的含量(B(a)P)的测定方法和测定装置为本领域技术人员所公知，例如可以采用气相色谱质谱联用测定装置利用SN/T 1877.3方法进行测定。例如，检测装置测定得到加氢油的B(a)P值后，将表示该B(a)P值的电信号反馈(发送)回加氢处理单元，所述加氢处理单元根据所述电信号调整加氢处理单元和加氢精制单元的反应条件，进而反应得到符合B(a)P值要求的加氢油。其中，根据加氢油B(a)P值对加氢处理单元和加氢精制单元的操作条件进行调整的规律可以通过计算机进行拟合，本领域技术人员所公知的是，可以通过计算机软件进行计算公式拟合，从而得到根据加氢油B(a)P值对加氢处理单元和加氢精制单元的操作条件进行调整的关联式，在此不再赘述。

根据本发明，为了更好地控制加氢反应的加氢深度，以得到满足上述参数要求的加氢油，优选情况下：

加氢处理反应的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为270-360℃，体积空速为0.4-1.1h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³；优选地，氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为290-340℃，体积空速为0.5-1h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³；更优选地，氢分压为8-10MPa，反应温度为300-330℃，体积空速为0.6-0.9h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³。

加氢精制的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为260-340℃，体积空速为1-2.2h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³；优选地，氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为270-330℃，体积空速为1.2-2h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³；更优选地，氢分压为8-10MPa，反应温度为280-310℃，体积空速为1.4-1.8h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³。

根据本发明，所述原料油可以是原油经常压蒸馏和减压蒸馏得到的减压馏分油以及减压渣油经溶剂脱沥青得到的脱沥青油中的一种或混合物。

根据本发明，步骤(1)中，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂可以是本领域常规使用的各种用于所述原料油加氢的催化剂。通常情况下，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂各自独立地含有活性金属组分和载体。其中，所述活性金属组分可以选自第ⅥB族金属和第Ⅷ族非贵金属中的一种或多种，优选情况下，所述活性金属组分各自独立地选自W、Ni、Co和Mo中的一种或两种以上的组合。所述载体可以为耐热无机氧化物、硅酸盐和分子筛中的一种或多种。所述耐热无机氧化物是指在氧气或含氧气氛下，分解温度不低于300℃(例如：分解温度为300-1000℃)的无机含氧化合物。所述硅酸盐是指由硅元素、氧元素和金属元素形成的化合物。优选，所述载体可以各自独立地为Al₂O₃和/或分子筛，所述分子筛可以选自A型、X型和Y型中的一种或多种。

根据本发明，优选情况下，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂均含有Ni、Mo和W作为活性金属组分以及Al₂O₃作为载体；

以加氢处理催化剂的总重量为基准，以氧化物计的活性金属组分的含量为12-38重量％，载体的含量为88-62重量％；

以加氢精制催化剂的总重量为基准，以氧化物计的活性金属组分的含量为15-40重量％，载体的含量为85-60重量％。

根据本发明，步骤(2)中，将步骤(1)得到的加氢油与脱蜡溶剂接触进行溶剂脱蜡，分离得到的滤液和蜡膏中的溶剂后分别得到加氢脱蜡油和含油蜡。

按照本发明，将加氢油与脱蜡溶剂接触进行溶剂脱蜡一般在溶剂脱蜡单元中进行。即，加氢油和脱蜡溶剂进入溶剂脱蜡单元，在溶剂脱蜡条件下进行溶剂脱蜡，以溶解加氢油中的油分并固液分离，将得到的滤液和蜡膏脱除溶剂后分别得到脱蜡油和含油蜡。其中，所述固液分离的方法为本领域技术人员所公知，例如通常为过滤分离。

按照本发明，步骤(2)中，所述溶剂脱蜡条件包括：脱蜡溶剂与加氢油的质量比为1.5-7:1，溶剂脱蜡的过滤温度为-28至-15℃。进一步优选，脱蜡溶剂与加氢油的质量比为2-6:1，溶剂脱蜡的过滤温度为-26至-17℃。

通常情况下，所述脱蜡溶剂含有C3-C6的脂肪酮和C6-C8的芳香烃。所述脱蜡溶剂中的C3-C6的脂肪酮优选为丙酮和/或丁酮，所述C6-C8的芳香烃优选为苯和/或甲苯。以C3-C6的脂肪酮和C6-C8的芳香烃的总体积为基准，C3-C6的脂肪酮的体积含量可以为40％至80％，C6-C8的芳香烃的体积含量可以为20％至60％，进一步优选，C3-C6的脂肪酮的体积含量为45％至75％，C6-C8的芳香烃的体积含量为25％至55％。更优选，所述脱蜡溶剂采用对蜡溶解度小而对油基本全部溶解的溶剂，如丁酮与甲苯的混合溶剂。采用丁酮与甲苯的混合物作为脱蜡溶剂时，以丁酮与甲苯的混合溶剂的总体积为基准，丁酮的体积含量优选为30-75％，甲苯的体积含量优选为25-70％。

按照本发明，脱蜡溶剂可以一次性加入，也可以分多次加入，优选分3次或4次加入。

根据脱蜡稀释溶剂与加氢油的比例，本领域技术人员可以容易的确定各点脱蜡溶剂的加入比例。

根据冷却过程中物料的黏度，本领域技术人员可以容易地确定各点脱蜡溶剂的加入比例。

按照本发明，所述分离滤液和蜡膏中溶剂的方法为本领域所公知，例如分别将物流送入溶剂回收塔除去溶剂，回收的溶剂循环使用。在本发明步骤(2)中，还包括将蜡膏脱除溶剂，得到含油蜡，作为含油蜡产品出装置。

根据本发明，步骤(3)中，将步骤(2)得到的加氢脱蜡油与抽提溶剂接触进行溶剂精制，分离得到的抽余液和抽出液中的溶剂后分别得到精制油和抽出油。

按照本发明，将加氢脱蜡油与抽提溶剂接触进行溶剂精制，一般在溶剂精制单元的抽提塔中进行。即，在溶剂精制条件下，抽提溶剂从抽提塔上部进入，加氢脱蜡油从抽提塔下部进入，二者逆流接触，以萃取分离加氢脱蜡油中的芳烃，脱除溶剂后分别得到精制油和抽出油。

根据本领域的一般理解，通过溶剂精制，即溶剂抽提分离液体混合物时，待分离液体混合物与溶剂充分接触后，出现了含少量待分离物质的富溶剂相，称为抽出液，除去溶剂后得到抽出油；以及出现了含少量溶剂的分离混合物相，称为提余液或抽余液，除去溶剂后得到提余油，又称抽余油或精制油。

本发明中，优选情况下，抽提溶剂的密度大于加氢脱蜡油的密度，抽提溶剂进入抽提塔上部；加氢脱蜡油进入抽提塔下部，与来自抽提塔上部的抽提溶剂逆流接触。所得提余液是抽提塔的顶部流出物，所得抽出液是抽提塔的底部流出物。

根据本发明，所述分离抽出液和提余液中溶剂的方法为本领域所公知，例如分别将物流送入溶剂回收塔除去溶剂。溶剂回收塔的塔顶温度和塔底温度的设定为本领域技术人员所公知，在此不再赘述。

按照本发明，步骤(3)中，所述抽提溶剂通常选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮和苯酚中的一种或多种，或者，所述抽提溶剂为选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮和苯酚中的一种或多种与水的混合物，优选地，水在所述混合物中的含量为0.01-2.5重量％，进一步优选为0.05-2重量％。

按照本发明，步骤(3)中，所述溶剂精制条件包括：抽提溶剂与加氢脱蜡油质量比为1.5-6.5:1，抽提塔塔顶温度为80-140℃，抽提塔塔底温度为40-120℃。进一步优选，抽提溶剂与加氢脱蜡油的质量比为2.5-5.5:1，抽提塔塔顶温度为90-130℃，抽提塔塔底温度为50-110℃。

根据本发明，步骤(4)中，将步骤(3)得到的精制油与吸附剂接触进行补充精制，并分离得到润滑油基础油。

按照本发明，将精制油与吸附剂接触一般在吸附精制单元中进行，在吸附精制条件下进行吸附精制，以吸附精制油中的氮化物，油与吸附剂分离后得到吸附精制油——润滑油基础油。

按照本发明，所述吸附剂的种类为本领域所公知，优选地，所述吸附剂为白土，具体的说，所述吸附剂为蒙脱土含量大于85重量％的优质膨润土，更优选为经活化后的白土。以精制油的总质量为基准，白土的加入量可以为0.5-8重量％，优选为1-6重量％。

按照本发明，步骤(4)中，所述补充精制条件包括：接触温度可以为100-220℃，接触时间可以为20-60min，进一步优选，接触温度为120-200℃，接触时间为25-50min。

按照本发明，将吸附剂与精制油接触的方式可以为混合，所述混合的方式可以采用螺旋输送器循环搅拌混合，也可以采用搅拌桨搅拌混合，固液混合属于常规技术，在此不再赘述。

按照本发明，精制油与吸附剂接触后分离吸附剂得到吸附精制油的方式通常为固液分离，所述固液分离可以采用本领域常规的固液分离方式，例如，过滤分离方法。所述固液分离的方法可以采用现有技术进行，在此不再赘述。

按照本发明，步骤(4)中，将步骤(3)得到的抽出油与萃取溶剂接触进行溶剂萃取，分离得到的萃余液和萃出液中的溶剂后分别得到芳香基矿物油和稠环芳烃油。

根据本发明，将抽出油与萃取溶剂接触进行溶剂萃取，一般在溶剂萃取单元的萃取塔中进行。即，在溶剂萃取条件下，萃取溶剂从萃取塔上部进入，抽出油从萃取塔下部进入，二者逆流接触，以萃取分离抽出油中的芳香基矿物油，脱除溶剂后分别得到芳香基矿物油和稠环芳烃油。

根据本领域的一般理解，通过溶剂萃取分离液体混合物时，待分离液体混合物与溶剂充分接触后，出现了含少量待分离物质的富溶剂相，称为萃出液，除去溶剂后得到稠环芳烃油；以及出现了含少量溶剂的分离混合物相，称为萃余液，除去溶剂后得到芳香基矿物油。

本发明中，优选情况下，萃取溶剂的密度大于抽出油的密度，萃取溶剂进入萃取塔上部；抽出油进入萃取塔下部，与来自萃取塔上部的萃取溶剂逆流接触。所述萃余液是萃取塔的顶部流出物，所述萃出液是萃取塔的底部流出物。

根据本发明，所述溶剂萃取条件包括：萃取溶剂与抽出油的质量比为0.5-3.5:1，优选为1-3:1；萃取塔塔顶温度为50-80℃，优选为55-75℃；萃取塔塔底温度为30-60℃，优选为35-55℃。

根据本发明，步骤(4)中还包括：从萃取塔的萃出液中分离出稠环芳烃油，作为沥青调合组分。

按照本发明，步骤(4)中，所述萃取溶剂通常选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮、苯酚和二甲基亚砜中的一种或多种，或者，所述萃取溶剂为选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮、苯酚和二甲基亚砜中的一种或多种与水的混合物，优选地，水在所述混合物中的含量为0.5-8重量％，进一步优选为1-6重量％。

根据本发明，所述分离萃出液和萃余液中溶剂的方法为本领域所公知，例如分别将物流送入溶剂回收塔除去溶剂。溶剂回收塔的塔顶温度和塔底温度的设定为本领域技术人员所公知，在此不再赘述。

下面通过附图1对本发明提供的基础油和芳香基矿物油的生产方法进行进一步的详细描述。

如图1所示，原料油经原料油管线2和氢气经氢气管线1分别引入加氢处理单元3进行加氢处理反应，反应产物在加氢精制单元4进行加氢精制反应，反应产物分离气体后得到加氢油(气体由气体管线5排出)，进而得到加氢油的B(a)P值，反馈到加氢反应单元(所述加氢反应单元包括加氢处理单元3和加氢精制单元4)。加氢油经加氢油管线6引入溶剂脱蜡单元7进行分离降凝，分离得到加氢脱蜡油和含油蜡。分离得到的含油蜡经蜡膏管线8引出作为其他装置原料。加氢脱蜡油经脱蜡油管线9引入润滑油基础油溶剂精制单元10进行溶剂精制，分离得到的抽出油经抽出油管线12引出，作为芳香基矿物油溶剂萃取原料。精制油经精制油管线11引入润滑油基础油吸附精制单元13进行吸附精制，吸附精制油经吸附精制油管线14引出，作为基础油产品出装置。润滑油基础油溶剂精制得到的抽出油经抽出油管线12进入芳香基矿物油溶剂萃取单元15进行萃取分离，分离得到的芳香基矿物油经芳香基矿物油管线16引出，作为芳香基矿物油出装置。稠环芳烃油经稠环芳烃油管线17引出，作为沥青调合组分出装置。图中各溶剂和吸附剂的走向未画出。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例中：

加氢油中苯并a芘的含量的测定方法为SN/T 1877.3；

本发明中基础油质量依据《Q/SH PRD0731-2018润滑油基础油分类及规格》标准，芳香基矿物油质量依据《GB/T33322-2016橡胶增塑剂-芳香基矿物油》标准。分析方法按照产品标准中指定的方法进行分析。

对比例1

原料A作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油，原料性质见表1，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制流程生产润滑油基础油，以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在润滑油基础油溶剂脱蜡步骤中：所用脱蜡稀释溶剂为丁酮与甲苯的混合物，混合物中丁酮体积含量为75％，甲苯体积含量为25％。脱蜡稀释溶剂与原料油的质量比为2:1，将熔化的原料油与脱蜡稀释溶剂混合，冷冻降温，脱蜡过滤温度为-26℃，从过滤后得到的脱蜡滤液分离出脱蜡油，从过滤后得到的蜡膏分离出含油蜡。脱蜡油收率及性质见表3。

在润滑油基础油溶剂精制步骤中：抽提溶剂为含水2重量％的N-甲基吡咯烷酮(NMP)。抽提溶剂与脱蜡油的质量比为2.5:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为80℃和50℃。从抽提塔的塔顶精制液中分离出精制油，从抽提塔塔底抽出液中分离出抽出油。溶剂精制产品收率和性质见表4。

在润滑油基础油吸附精制步骤中：所用吸附剂为白土。以精制油的总质量为基准，白土加入量为3％(重量)，接触温度为160℃，接触时间为35min，从精制后物料中过滤得到作为基础油的白土精制油和废白土。白土油收率及性质见表5。

在芳香基矿物油溶剂抽提步骤中：抽提溶剂为NMP和水的混合物，混合物中水的含量为4.5重量％。抽提溶剂与润滑油基础油溶剂精制步骤得到的抽出油的质量比为2:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为55℃和45℃。从抽提塔的塔顶抽余液中分离出抽余油(芳香基矿物油)，从塔底抽出液中分离出抽出油(稠环芳烃油)。抽余油收率和抽余油性质见表6。

表5中基础油综合收率计算公式为：

对比例基础油综合收率＝脱蜡油收率/100×精制油收率/100×吸附精制油收率。

表6中芳香基矿物油综合收率计算公式为：

对比例芳香基矿物油综合收率＝脱蜡油收率/100×抽出油收率/100×芳香基矿物油收率。

实施例1

该实施例用于说明本发明提供的生产基础油和芳香基矿物油的方法。

采用与对比例1相同的原料、工艺流程和条件生产基础油和芳香基矿物油，不同的是，按照图1的流程将原料油进行加氢，加氢产物的加氢油作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油。

原料A作为加氢原料进行加氢处理得到加氢处理产物，以产物中的液体产物即加氢油作为润滑油基础油生产原料，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制生产润滑油基础油。以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在加氢步骤中：加氢处理催化剂活性组分为Ni、Mo、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的10％(以氧化物计，Ni、Mo、W的重量比为10:1:1)，载体为Al₂O₃。加氢精制催化剂活性组分为Ni、Mo、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的20％，载体为Al₂O₃。加氢处理氢分压8MPa、反应温度300℃、体积空速0.6h^-1、氢油体积比750Nm³/m³。加氢精制氢分压8MPa、反应温度280℃、体积空速1.0h^-1、氢油体积比750Nm³/m³。加氢反应产物分离气体后得到液体产物。

表5中基础油综合收率增加率计算公式为：

实施例基础油综合收率＝加氢油收率/100×脱蜡油收率/100×精制油收率/100×吸附精制油收率。

基础油综合收率增加率＝((实施例基础油综合收率－相应对比例基础油综合收率)/相应对比例基础油综合收率)×100。

以下实施例中基础油综合收率增加率计算公式均相同。

表6中芳香基矿物油综合收率增加率计算公式为：

实施例芳香基矿物油综合收率＝加氢油收率/100×脱蜡油收率/100×抽出油收率/100×芳香基矿物油收率。

芳香基矿物油综合收率增加率＝((实施例芳香基矿物油综合收率－相应对比例芳香基矿物油综合收率)/相应对比例芳香基矿物油综合收率)×100。

以下实施例中芳香基矿物油综合收率增加率计算公式均相同。

原料油性质见表1。加氢油收率、产品性质见表2，其他各单元产品收率及性质见表3、表4、表5和表6。

对比例2

原料B作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油，原料性质见表1，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制流程生产润滑油基础油，以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在润滑油基础油溶剂脱蜡步骤中：所用脱蜡稀释溶剂为丁酮与甲苯的混合物，混合物中丁酮体积含量为60％，甲苯体积含量为40％。脱蜡稀释溶剂与原料油的质量比为6:1，将熔化的原料油与脱蜡稀释溶剂混合，冷冻降温，脱蜡过滤温度为-22℃，从过滤后得到的脱蜡滤液分离出脱蜡油，从过滤后得到的蜡膏分离出含油蜡。脱蜡油收率及性质见表3。

在润滑油基础油溶剂精制步骤中：抽提溶剂为糠醛。抽提溶剂与脱蜡油的质量比为3.5:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为110℃和70℃。从抽提塔的塔顶精制液中分离出精制油，从抽提塔塔底抽出液中分离出抽出油。溶剂精制产品收率和性质见表4。

在润滑油基础油吸附精制步骤中：所用吸附剂为白土。以精制油的总质量为基准，白土加入量为5％(重量)，接触温度为170℃，接触时间为25min，从精制后物料中过滤得到作为基础油的白土精制油和废白土。白土油收率及性质见表5。

在芳香基矿物油溶剂抽提步骤中：抽提溶剂为糠醛和水的混合物，混合物中水的含量为2重量％。抽提溶剂与润滑油基础油溶剂精制步骤得到的抽出油的质量比为3:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为55℃和35℃。从抽提塔的塔顶抽余液中分离出抽余油(芳香基矿物油)，从塔底抽出液中分离出抽出油(稠环芳烃油)。抽余油收率和抽余油性质见表6。

实施例2

采用与对比例2相同的原料、工艺流程和条件生产基础油和芳香基矿物油，不同的是，按照图1的流程将原料油进行加氢，加氢产物的加氢油作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油。

原料B作为加氢原料进行加氢处理得到加氢处理产物，以产物中的液体产物即加氢油作为润滑油基础油生产原料，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制生产润滑油基础油。以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在加氢步骤中：加氢处理催化剂活性组分为Ni、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的30％(以氧化物计，Ni、W的重量比为9:1)，载体为Al₂O₃。加氢精制催化剂活性组分为Ni、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的25％，载体为Al₂O₃。加氢处理氢分压9.5MPa、反应温度320℃、体积空速0.7h^-1、氢油体积比800Nm³/m³。加氢精制氢分压9.5MPa、反应温度300℃、体积空速1.4h^-1、氢油体积比800Nm³/m³。加氢反应产物分离气体后得到液体产物。

对比例3

原料C作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油，原料性质见表1，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制流程生产润滑油基础油，以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在润滑油基础油溶剂脱蜡步骤中：所用脱蜡稀释溶剂为丁酮与甲苯的混合物，混合物中丁酮体积含量为50％，甲苯体积含量为50％。脱蜡稀释溶剂与原料油的质量比为4:1，将熔化的原料油与脱蜡稀释溶剂混合，冷冻降温，脱蜡过滤温度为-20℃，从过滤后得到的脱蜡滤液分离出脱蜡油，从过滤后得到的蜡膏分离出含油蜡。脱蜡油收率及性质见表3。

在润滑油基础油溶剂精制步骤中：抽提溶剂为苯酚。抽提溶剂与脱蜡油的质量比为4:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为110℃和80℃。从抽提塔的塔顶精制液中分离出精制油，从抽提塔塔底抽出液中分离出抽出油。溶剂精制产品收率和性质见表4。

在润滑油基础油吸附精制步骤中：所用吸附剂为白土。以精制油的总质量为基准，白土加入量为4％(重量)，接触温度为120℃，接触时间为50min，从精制后物料中过滤得到作为基础油的白土精制油和废白土。白土油收率及性质见表5。

在芳香基矿物油溶剂抽提步骤中：抽提溶剂为苯酚和水的混合物，混合物中水的含量为4.5重量％。抽提溶剂与润滑油基础油溶剂精制步骤得到的抽出油的质量比为1:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为70℃和55℃。从抽提塔的塔顶抽余液中分离出抽余油(芳香基矿物油)，从塔底抽出液中分离出抽出油(稠环芳烃油)。抽余油收率和抽余油性质见表6。

实施例3

采用与对比例3相同的原料、工艺流程和条件生产基础油和芳香基矿物油，不同的是，按照图1的流程将原料油进行加氢，加氢产物的加氢油作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油。

原料C作为加氢原料进行加氢处理得到加氢处理产物，以产物中的液体产物即加氢油作为润滑油基础油生产原料，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制生产润滑油基础油。以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在加氢步骤中：加氢处理催化剂活性组分为Ni、Mo、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的20％(以氧化物计，Ni、Mo、W的重量比为9.5:1:1.5)，载体为Al₂O₃。加氢精制催化剂活性组分为Ni、Mo、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的15％，载体为Al₂O₃。加氢处理氢分压9.5MPa、反应温度330℃、体积空速0.8h^-1、氢油体积比850Nm³/m³。加氢精制氢分压9.5MPa、反应温度300℃、体积空速1.6h^-1、氢油体积比850Nm³/m³。加氢反应产物分离气体后得到液体产物。

对比例4

原料D作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油，原料性质见表1，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制流程生产润滑油基础油，以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在润滑油基础油溶剂脱蜡步骤中：所用脱蜡稀释溶剂为丁酮与甲苯的混合物，混合物中丁酮体积含量为30％，甲苯体积含量为70％。脱蜡稀释溶剂与原料油的质量比为5:1，将熔化的原料油与脱蜡稀释溶剂混合，冷冻降温，脱蜡过滤温度为-15℃，从过滤后得到的脱蜡滤液分离出脱蜡油，从过滤后得到的蜡膏分离出含油蜡。脱蜡油收率及性质见表3。

在润滑油基础油溶剂精制步骤中：抽提溶剂为糠醛。抽提溶剂与脱蜡油的质量比为4.5:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为130℃和110℃。从抽提塔的塔顶精制液中分离出精制油，从抽提塔塔底抽出液中分离出抽出油。溶剂精制产品收率和性质见表4。

在润滑油基础油吸附精制步骤中：所用吸附剂为白土。以精制油的总质量为基准，白土加入量为6％(重量)，接触温度为200℃，接触时间为45min，从精制后物料中过滤得到作为基础油的白土精制油和废白土。白土油收率及性质见表5。

在芳香基矿物油溶剂抽提步骤中：抽提溶剂为二甲基亚砜和水的混合物，混合物中水的含量为1重量％。抽提溶剂与润滑油基础油溶剂精制步骤得到的抽出油的质量比为2.5:1，抽提塔塔顶和塔底温度分别为70℃和60℃。从抽提塔的塔顶抽余液中分离出抽余油(芳香基矿物油)，从塔底抽出液中分离出抽出油(稠环芳烃油)。抽余油收率和抽余油性质见表6。

实施例4

采用与对比例4相同的原料、工艺流程和条件生产基础油和芳香基矿物油，不同的是，按照图1的流程将原料油进行加氢，加氢产物的加氢油作为润滑油基础油生产步骤和芳香基矿物油生产步骤的原料油。

原料D作为加氢原料进行加氢处理得到加氢处理产物，以产物中的液体产物即加氢油作为润滑油基础油生产原料，采用润滑油基础油流程的溶剂脱蜡-溶剂精制-白土补充精制生产润滑油基础油。以润滑油溶剂精制的抽出油为原料，采用芳香基矿物油生产流程的溶剂萃取生产芳香基矿物油。

在加氢步骤中：加氢处理催化剂活性组分为Ni、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的38％(以氧化物计，Ni、W的重量比为8:1.5)，载体为Al₂O₃。加氢精制催化剂活性组分为Ni、W，以氧化物计算的活性金属组分占催化剂重量的40％，载体为Al₂O₃。加氢处理氢分压10MPa、反应温度340℃、体积空速0.9h^-1、氢油体积比1000Nm³/m³。加氢精制氢分压10MPa、反应温度310℃、体积空速1.8h^-1、氢油体积比1000Nm³/m³。加氢反应产物分离气体后得到液体产物。

表1

项目	原料油A	原料油B	原料油C	原料D
					密度(20℃)/(kg/m<sup>3</sup>)	907.2	924.2	935.6	925.2
运动黏度(100℃)/(mm<sup>2</sup>/s)	4.682	9.629	15.98	27.31
					倾点/℃	27	36	39	45
残炭值/％	<0.05	0.26	0.88	1.22
					硫质量分数/％	2.4	2.6	2.8	1.9
氮质量分数/(mg/kg)	688	979	/	902
					氮质量分数/％	/	/	0.13	/
B(a)P/(mg/kg)	10.1	14.2	13.5	8.3

表2

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					液体产物质量收率/％	98.8	98.2	98.5	98.6
密度(20℃)/(kg/m<sup>3</sup>)	889.1	910.6	919.4	905.5
					残炭值/％	<0.05	0.06	0.31	0.67
硫质量分数/％	0.7	0.7	0.8	0.6
					氮质量分数/％	485	716	948	665
B(a)P/(mg/kg)	0.6	0.9	0.4	0.2
					B(a)P脱除率/％	94.1	93.7	97.0	97.6

表3

表4

表5

表6

由对比例1-4和实施例1-4的HVIⅠ基础油和芳香基矿物油生产结果可以看出，原料油经本发明的方法进行加氢处理，加氢油经润滑油基础油工艺和溶剂精制抽出油经芳香基矿物油工艺，在相同的原料、工艺流程和工艺条件下，加氢油质量提高，基础油质量好，硫含量降低，氧化安定性时间变长，HVIⅠ基础油的综合质量收率提高，可同时生产满足国家标准的芳香基矿物油，产品综合质量收率大幅度提高。

由实施例1-4的结果可以看出，以原料油A、原料油B、原料油C和原料油D为原料，都可以采用本发明的方法进行加氢处理，生产HVIⅠ基础油和芳香基矿物油。与相应对比例相比，相对于HVIⅠ基础油生产原料的HVIⅠ基础油综合质量收率增加率在4.0-5.5％之间，芳香基矿物油综合质量收率增加率在35.6-41.4％之间。采用本发明的方法，B(a)P脱除率可以达到90％以上，并且由于多环芳烃的饱和，不仅基础油收率得到提高，而且芳香基矿物油收率大幅提高，充分利用了润滑油基础油生产原料中的芳烃组分，提高润滑油基础油生产系统产品综合收率。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims

1.一种HVIⅠ基础油和芳香基矿物油的生产方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：

（1）在催化剂的存在下，将原料油与氢气接触进行加氢反应，得到加氢油，所述加氢油中苯并a芘的含量为0.1-1mg/kg；

（2）将步骤（1）得到的加氢油与脱蜡溶剂接触进行溶剂脱蜡，分离得到的滤液和蜡膏中的溶剂后分别得到加氢脱蜡油和含油蜡；

（3）将步骤（2）得到的加氢脱蜡油与抽提溶剂接触进行溶剂精制，分离得到的抽余液和抽出液中的溶剂后分别得到精制油和抽出油；

（4）将步骤（3）得到的精制油与吸附剂接触进行补充精制，并分离得到润滑油基础油；将步骤（3）得到的抽出油与萃取溶剂接触进行溶剂萃取，分离得到的萃余液和萃出液中的溶剂后分别得到芳香基矿物油和稠环芳烃油。

2.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（1）所述原料油为原油经常压蒸馏和减压蒸馏得到的减压馏分油以及减压渣油经溶剂脱沥青得到的脱沥青油中的一种或混合物。

3.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（1）得到的加氢油的苯并a芘含量为0.2-0.9mg/kg。

4.根据权利要求1或3所述的生产方法，其中，步骤（1）中，所述加氢反应的方法包括：在加氢处理催化剂的存在下，将原料油与氢气接触，进行加氢处理反应；在加氢精制催化剂的存在下，将加氢处理反应产物与氢气接触，进行加氢精制；

加氢处理反应的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为270-360℃，体积空速为0.4-1.1h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³；

加氢精制的条件包括：氢分压为7-11MPa，反应温度为260-340℃，体积空速为1-2.2h^-1，氢油体积比为650-1000Nm³/m³。

5.根据权利要求4所述的生产方法，其中，加氢处理反应的条件包括：氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为290-340℃，体积空速为0.5-1h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³；

加氢精制的条件包括：氢分压为7.5-10.5MPa，反应温度为270-330℃，体积空速为1.2-2h^-1，氢油体积比为700-900Nm³/m³。

6.根据权利要求5所述的生产方法，其中，加氢处理反应的条件包括：氢分压为8-10MPa，反应温度为300-330℃，体积空速为0.6-0.9h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³；

加氢精制的条件包括：氢分压为8-10MPa，反应温度为280-310℃，体积空速为1.4-1.8h^-1，氢油体积比为750-850Nm³/m³。

7.根据权利要求4所述的生产方法，其中，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂各自独立地含有活性金属组分和载体，其中，所述活性金属组分各自独立地选自W、Ni、Co和Mo中的一种或两种以上的组合，所述载体各自独立地为Al₂O₃和/或分子筛；

以加氢处理催化剂的总重量为基准，以氧化物计的活性金属组分的含量为12-38重量%，载体的含量为88-62重量%；

以加氢精制催化剂的总重量为基准，以氧化物计的活性金属组分的含量为15-40重量%，载体的含量为85-60重量%。

8.根据权利要求5或6所述的生产方法，其中，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂各自独立地含有活性金属组分和载体，其中，所述活性金属组分各自独立地选自W、Ni、Co和Mo中的一种或两种以上的组合，所述载体各自独立地为Al₂O₃和/或分子筛；

9.根据权利要求7所述的生产方法，其中，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂均含有Ni、Mo和W作为活性金属组分以及Al₂O₃作为载体。

10.根据权利要求8所述的生产方法，其中，所述加氢处理催化剂和所述加氢精制催化剂均含有Ni、Mo和W作为活性金属组分以及Al₂O₃作为载体。

11.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（2）中，所述溶剂脱蜡条件包括：脱蜡溶剂与加氢油的质量比为1.5-7:1，溶剂脱蜡的过滤温度为-28至-15℃。

12.根据权利要求11所述的生产方法，其中，步骤（2）中，所述溶剂脱蜡条件包括：脱蜡溶剂与加氢油的质量比为2-6:1，溶剂脱蜡的过滤温度为-26至-17℃。

13.根据权利要求11或12所述的生产方法，其中，所述脱蜡溶剂含有C3-C6的脂肪酮和C6-C8的芳香烃；

以C3-C6的脂肪酮和C6-C8的芳香烃的总体积为基准，C3-C6的脂肪酮的体积含量为40%至80%，C6-C8的芳香烃的体积含量为20%至60%。

14.根据权利要求13所述的生产方法，其中，所述C3-C6的脂肪酮为丙酮和/或丁酮，所述C6-C8的芳香烃为苯和/或甲苯；

其中以C3-C6的脂肪酮和C6-C8的芳香烃的总体积为基准，C3-C6的脂肪酮的体积含量为45%至75%，C6-C8的芳香烃的体积含量为25%至55%。

15.根据权利要求14所述的生产方法，其中，所述脱蜡溶剂为丁酮和甲苯的混合溶剂；

以丁酮与甲苯的混合溶剂的总体积为基准，丁酮的体积含量为45%至75%，甲苯的体积含量为25%至55%。

16.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（3）中，所述溶剂精制条件包括：抽提溶剂与加氢脱蜡油的质量比为1.5-6.5:1，抽提塔塔顶温度为80-140℃，抽提塔塔底温度为40-120℃。

17.根据权利要求16所述的生产方法，其中，步骤（3）中，所述溶剂精制条件包括：抽提溶剂与加氢脱蜡油的质量比为2.5-5.5:1；抽提塔塔顶温度为90-130℃；抽提塔塔底温度为50-110℃。

18.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（4）中，以溶剂精制油的总质量为基准，白土的加入量为0.5-8重量%；所述补充精制的条件包括：接触温度为100-220℃，接触时间为20-60min。

19.根据权利要求18所述的生产方法，其中，步骤（4）中，以溶剂精制油的总质量为基准，白土的加入量为1-6重量%；所述补充精制的条件包括：接触温度为120-200℃，接触时间为25-50min。

20.根据权利要求1所述的生产方法，其中，步骤（4）中，所述溶剂萃取的条件包括：萃取溶剂与抽出油的质量比为0.5-3.5:1，萃取塔塔顶温度为50-80℃，萃取塔塔底温度为30-60℃。

21.根据权利要求20所述的生产方法，其中，步骤（4）中，所述溶剂萃取的条件包括：萃取溶剂与抽出油的质量比为1-3:1；萃取塔塔顶温度为55-75℃；萃取塔塔底温度为35-55℃。

22.根据权利要求1、16或17所述的生产方法，其中，步骤（3）中溶剂精制所述抽提溶剂选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮和苯酚中的一种或多种；或者，

所述抽提溶剂为选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮和苯酚中的一种或多种与水的混合物，水在所述混合物中的含量为0.01-2.5重量%。

23.根据权利要求22所述的生产方法，其中，水在所述混合物中的含量为0.05-2重量%。

24.根据权利要求1、20或21所述的生产方法，其中，步骤（4）中所述萃取溶剂选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮、苯酚和二甲亚砜中的一种或多种；或者，

所述萃取溶剂为选自糠醛、N-甲基吡咯烷酮、苯酚和二甲亚砜中的一种或多种与水的混合物，水在所述混合物中的含量为0.5-8重量%。

25.根据权利要求24所述的生产方法，其中，水在所述混合物中的含量为1-6重量%。