CN112745946B - 一种加工重质原料油的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及烃油加工领域，公开了一种加工重质原料油的方法和系统，包括：(1)将重质原料油引入至溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；(2)将脱沥青油引入至第一加氢单元中进行加氢反应，并将获得的液相流出物引入至DCC单元进行反应；(3)将含芳烃物流与脱油沥青引入至第二加氢单元中进行转化反应；(4)将第二加氢单元中的液相馏出物进行分离，并将分离获得的轻组分引入至第三反应单元中进行反应；以及将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应，或者将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分。本发明提供的前述处理工艺能够实现高价值利用DOA。

Description

一种加工重质原料油的方法和系统
技术领域
本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种加工重质原料油的方法和一种加工重质原料油的系统。
背景技术
目前世界正面临着原油变重变劣的趋势，而人们对重质燃料油的需求却逐步减少，对轻质油的需求则大幅增加。因此，炼油企业纷纷追求渣油的最大量转化。
固定床渣油加氢装置具有产品质量好、工艺成熟等特点，在渣油加氢领域中其工业化生产能力占有很高的份额。
但是，渣油中高含量的沥青质和金属是固定床渣油加氢装置运转周期的制约因素。为解决这一难题，石油化工科学研究院开发的渣油溶剂脱沥青(脱金属)-加氢处理-催化裂化组合工艺技术(SHF)是从低价值减压渣油中最大限度生产车用清洁燃料并延长运转周期的创新技术，但由于脱油沥青质 (DOA)不好处理，后路不通，限制了SHF技术的推广。
向化工转型的渣油加氢-催化裂解(DCC)多产丙烯的新组合工艺，也是受限于渣油中的沥青质和金属的影响，加氢渣油氢含量低，渣油加氢的运转周期短，DCC丙烯收率低，影响组合技术的经济效益。
另外，2020年开始要实行硫质量分数≯0.5％的低硫船燃新标准和硫质量分数≯3.0％的低硫石油焦标准，如何低成本生产低硫船燃(低硫石油焦) 技术也是目前急需解决的问题。
而且，现有技术无法将DOA进行有效的转化，只能视原料的性质生产部分道路沥青，对DOA是一种资源的浪费。
因此，将DOA转化成低硫船燃或生产低硫石油焦的原料是迫切需要解决的技术难题。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术的不足，提供一种能够实现高价值利用DOA的加工重质原料油的方法和系统。
为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种加工重质原料油的方法，该方法包括：
(1)将重质原料油引入至溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
(2)将所述脱沥青油引入至第一加氢单元中进行加氢反应，并将所述第一加氢单元中获得的液相流出物引入至DCC单元进行反应，得到丙烯、 LCO、HCO和油浆，其中，所述第一加氢单元为固定床加氢单元；
(3)将含芳烃物流与所述溶剂脱沥青单元中获得的脱油沥青引入至第二加氢单元中进行转化反应，所述第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述含芳烃物流中含有所述DCC单元中获得的LCO和/或HCO，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态；
(4)将所述第二加氢单元中获得的液相流出物进行分离，并将分离获得的轻组分引入至第三反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，或者将至少部分所述轻组分循环回所述DCC单元中；以及将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，或者将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240～450℃。
本发明的第二方面提供一种加工重质原料油的系统，该系统中包括：
溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元用于将重质原料油在其中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
第一加氢单元，该第一加氢单元与所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，且该第一加氢单元为固定床加氢单元，用于将来自所述溶剂脱沥青单元的脱沥青油在其中进行加氢反应；
DCC单元，该DCC单元与所述第一加氢单元保持流体连通，用于将所述第一加氢单元中获得的液相流出物在其中进行反应以得到丙烯、LCO、 HCO和油浆；
第二加氢单元，该第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述第二加氢单元与所述DCC单元和所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，用于将来自所述DCC单元的LCO和/或HCO与来自所述溶剂脱沥青单元的脱油沥青在其中进行转化反应；
分离单元，该分离单元与所述第二加氢单元和所述DCC单元分别保持流体连通，用于将来自所述第二加氢单元的液相流出物在其中进行分馏，以及能够将该分离单元中所得的轻组分循环回所述DCC单元中；
第三反应单元，该第三反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应以得到选自汽油组分、柴油馏分、BTX原料组分中的至少一种产物；
延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；
出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分引出系统以作为低硫船用燃料油组分。
本发明开发的加工重质原料油的方法不但能提高渣油的利用率，而且还能生产高附加值的汽油组分、柴油组分或BTX原料组分、低硫船燃或低硫石油焦组分。
通过本发明的创新或集成创新技术，能够将常规渣油加氢不好反应的沥青质和DCC或FCC过程不能反应的多环含芳烃物流经过物理分离和再加氢，而DAO直接加氢，实现低成本生产低硫船燃(石油焦)和丙烯、柴油、 BTX和汽油组分。
进一步地，本发明能够实现重质原料油高效转化并能够生产汽油、柴油、 BTX原料，以及能够灵活生产低硫船燃和低硫石油焦。
因柴油需求量的减少，DCC单元生产的LCO/或HCO会因季节性需求的变化造成积压，将这部分LCO/或HCO进行利用又恰好解决了LCO/或 HCO的利用难题。
附图说明
图1是本发明的一种优选的具体实施方式的加工重质原料油的工艺流程图。
附图标记说明
1 重质原料油 2 溶剂脱沥青单元
3 脱沥青油 4 脱油沥青
5 芳烃化合物 6 混合原料
7 第二加氢单元 8 轻组分
9 重组分 10 第三反应单元
11 延迟焦化单元 12 BTX原料组分
13 汽油组分 14 柴油组分
15 焦化汽油 16 焦化柴油
17 焦化蜡油 18 低硫石油焦
19 第一加氢单元 20 液相流出物
21 DCC单元 22 丙烯
23 LCO 24 HCO
25 油浆
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。
如前所述，本发明的第一方面提供了一种加工重质原料油的方法，该方法包括：
(1)将重质原料油引入至溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
(2)将所述脱沥青油引入至第一加氢单元中进行加氢反应，并将所述第一加氢单元中获得的液相流出物引入至DCC单元进行反应，得到丙烯、 LCO、HCO和油浆，其中，所述第一加氢单元为固定床加氢单元；
(3)将含芳烃物流与所述溶剂脱沥青单元中获得的脱油沥青引入至第二加氢单元中进行转化反应，所述第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述含芳烃物流中含有所述DCC单元中获得的LCO和/或HCO，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态；
(4)将所述第二加氢单元中获得的液相流出物进行分离，并将分离获得的轻组分引入至第三反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，或者将至少部分所述轻组分循环回所述DCC单元中；以及将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，或者将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240～450℃。
针对所述溶剂脱沥青单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
优选地，在步骤(1)中，在所述溶剂脱沥青单元中，所述脱油沥青的收率质量分数不大于50％，更优选不大于40％，进一步优选不大于30％。
本发明对所述溶剂脱沥青处理的具体操作没有特别的限制，可以采用本领域内常规的溶剂脱沥青工艺进行。本发明的实例没有具体列举溶剂脱沥青工艺的操作参数，本领域技术人员不应理解为对本发明的限制。
针对所述第二加氢单元中获得的液相流出物进行分离后获得的轻组分和重组分， 本发明提供如下优选的具体实施方式：
特别优选地，所述轻组分和所述重组分的切割点为350℃。
在将所述轻组分循环回所述DCC单元中时，优选循环比为0.1-0.5：1。
针对进入第二加氢单元中进行转化反应的混合原料(由脱油沥青和含芳烃物流形 成)，本发明提供如下优选的具体实施方式：
优选地，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于280℃时呈液态；进一步优选所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于100℃时呈液态。
优选情况下，所述含芳烃物流中还含有所述DCC单元中获得的油浆，在将所述DCC单元中获得的油浆与所述溶剂脱沥青单元中获得的脱油沥青一起进行转化反应时，所述油浆可以经过或者不经过过滤处理，优选经过过滤处理，使得其中的固含量控制在≤10ppm。
优选情况下，所述含芳烃物流中还含有富含芳烃的馏分油，所述富含芳烃的馏分油的馏程为200～450℃，芳烃含量大于等于20质量％，优选大于等于40质量％，更优选大于等于50质量％；进一步优选，所述富含芳烃的馏分油选自乙烯焦油、煤焦油、焦化柴油和焦化蜡油中的至少一种。
优选地，所述含芳烃物流中还含有芳烃化合物，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、甲基萘、多支链萘及双环以上芳烃中的一种或几种，优选为环数不超过三环的多环芳烃或它们的混合物。特别优选情况下，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、由至少一种C1-6的烷基取代的萘、三环以上芳烃中的至少一种。
优选情况下，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料的100℃粘度不大于400mm2/s，优选不大于200mm2/s，更优选不大于100mm2/s。需要说明的是，所述混合物料中含有LCO和脱油沥青；或者所述混合物料中含有HCO 和脱油沥青；或者所述混合物料中含有LCO、HCO和脱油沥青。
优选情况下，本发明的该方法进一步包括：将所述DCC单元中获得的油浆循环回溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理。
针对DCC单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
优选地，在步骤(2)中，控制所述DCC单元中的操作条件，使得所述 LCO和/或HCO中的芳烃含量大于等于60质量％。
优选地，所述LCO与所述HCO的切割点为180-220℃；优选地，所述 HCO与所述油浆的切割点为330-360℃。
优选情况下，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料中的所述脱油沥青与所述含芳烃物流的质量比值为1:10～50:10，更优选为2:10～30:10，进一步优选为2:10～15:10。
优选地，本发明的该方法还包括：将步骤(4)中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回步骤(3)中作为至少部分所述含芳烃物流。
针对第一加氢单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
优选情况下，在步骤(2)中，所述第一加氢单元的操作条件包括：反应温度为280～400℃，反应压力为6.0～14.0MPa，氢油体积比为600～1200，液时体积空速为0.3～2.0h-1。
优选地，在步骤(2)中，所述第一加氢单元中装填有至少两种加氢催化剂；更优选地，在步骤(2)中，所述加氢催化剂为能够催化选自加氢脱金属反应、加氢脱硫反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应的催化剂；所述加氢催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体；特别优选情况下，在步骤(2)中，所述加氢催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该加氢催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。在所述加氢催化剂中，所述第VIB族和VIII族金属元素例如可以为W、Mo、Co、Ni等。并且，在所述加氢催化剂中，所述活性组分可以为上述活性组分元素的氧化物和/或硫化物。
以下提供本发明的第一加氢单元中的优选的具体实施方式：
有氢存在的脱沥青油(DAO)的第一加氢单元的条件通常如下：DAO 的加氢处理技术为固定床加氢处理技术。以目前工业上较成熟固定床重、渣油加氢技术为例，所述反应器或反应床层至少包括两种加氢催化剂，采用的重渣油加氢催化剂是指具有重、渣油加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱残炭等功能的组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第ⅥB族和/或Ⅷ族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RDM、RCS系列重、渣油加氢脱金属催化剂和脱硫催化剂。目前在固定床渣油加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用，其中有加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂，装填顺序一般是使原料油依次与加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮催化剂接触，有时也可根据情况，少装一种或两种催化剂，例如只装填加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂，而不装加氢脱氮催化剂。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。液时体积空速和反应压力通常是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。
针对第二加氢单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
根据一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为固定床加氢单元，且所述第二加氢单元的操作条件包括：反应温度为 280～420℃，反应压力为10.0～18.0MPa，氢油体积比为600～1200，液时体积空速为0.15～1.2h-1。
根据另一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为移动床加氢单元，且所述第二加氢单元的操作条件包括：反应温度为 370～450℃，反应压力为10.0～20.0MPa，氢油体积比为600～2000，液时体积空速为1～3.0h-1。
根据一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为固定床加氢单元，且所述第二加氢单元中装填有至少两种加氢处理催化剂；更优选地，在步骤(3)中，所述加氢处理催化剂为能够催化选自沥青质转化反应、加氢脱金属反应、加氢脱硫反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应的催化剂；所述加氢处理催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体；特别优选地，在步骤(3)中，所述加氢处理催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该加氢处理催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。在所述加氢处理催化剂中所述第VIB族和VIII族金属元素例如可以为W、 Mo、Co、Ni等。并且，在所述加氢催化剂中，所述活性组分可以为上述活性组分元素的氧化物和/或硫化物。
根据另一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为移动床加氢单元，且所述第二加氢单元中装填有至少一种移动床加氢处理催化剂；所述移动床加氢处理催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体；特别优选情况下，在步骤(3)中，所述移动床加氢处理催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该移动床加氢处理催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。在所述移动床加氢处理催化剂中所述第VIB族和VIII 族金属元素例如可以为W、Mo、Co、Ni等。并且，在所述移动床加氢处理催化剂中，所述活性组分可以为上述活性组分元素的氧化物和/或硫化物。
以下提供本发明的第二加氢单元中的一种优选的具体实施方式：
有氢存在的混合原料的第二加氢单元条件通常如下：混合原料加氢处理技术为固定床加氢处理技术。以目前工业上较成熟固定床重、渣油加氢技术为例，所述反应器或反应床层至少包括两种加氢催化剂，采用的重渣油加氢催化剂是指具有重、渣油沥青质加氢转化、加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱残炭等功能的组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第ⅥB族和/或Ⅷ族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RDM、RCS系列重、渣油加氢脱金属催化剂和脱硫催化剂。目前在固定床渣油加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用，其中有沥青质加氢转化催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂，装填顺序一般是使原料油依次与沥青质加氢转化催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂接触，有时也可根据情况，少装一种或两种催化剂，例如只装填加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂，而不装加氢脱氮催化剂。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。液时体积空速和反应压力通常是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。
以下提供本发明的第二加氢单元中的另一种优选的具体实施方式：
有氢存在的混合原料的第二加氢单元条件通常如下：混合原料加氢处理技术为移动床加氢处理技术。以目前工业上较成熟移动床重、渣油加氢技术为例，所述反应器或反应床层至少包括一种移动床加氢处理催化剂，催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第ⅥB族和/或Ⅷ族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RIGHT-1移动床渣油加氢处理催化剂。目前在移动床渣油加氢处理技术中，经常是两种催化剂配套使用，其中有加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂，并将两种催化剂混合装填。液时体积空速和反应压力通常是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。
针对第三反应单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
优选情况下，在步骤(4)中，所述第三反应单元为固定床加氢裂化单元，且所述第三反应单元的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h-1。
优选情况下，在步骤(4)中，所述第三反应单元为固定床加氢裂化单元；优选所述固定床加氢裂化单元中装填有至少两种催化剂；所述催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体；优选情况下，所述固定床加氢裂化单元中装填的所述催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该催化剂中任选还含有选自P、 Si、F和B中的至少一种助剂元素。在所述催化剂中所述第VIB族和VIII 族金属元素例如可以为W、Mo、Co、Ni等。并且，在所述催化剂中，所述活性组分可以为上述活性组分元素的氧化物和/或硫化物。特别优选情况下，在所述步骤(4)中，按照反应物流方向，所述第三反应单元中依次装填预处理催化剂和加氢裂化催化剂。
根据一种优选的具体实施方式，在步骤(4)中，所述第三反应单元为催化裂化单元，且所述催化裂化单元为流化催化裂化单元。优选地，所述流化催化裂化单元中的操作条件包括：反应温度为500～600℃，剂油比为3～12，停留时间为1～10s。更优选地，所述流化催化裂化单元的操作条件包括：反应温度为520～580℃，剂油比为4～10，停留时间为2～5s。
本发明所述的剂油比均表示剂油质量比。
根据一种优选的具体实施方式，在步骤(4)中，所述第三反应单元为柴油加氢提质单元，且所述柴油加氢提质单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h-1。更优选地，所述柴油加氢提质单元中装填有至少一种柴油加氢提质催化剂。
本发明的所述柴油加氢提质催化剂例如可以为具有柴油加氢脱硫和加氢脱氮等功能的组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RS系列柴油加氢脱硫催化剂和脱氮催化剂。
以下提供本发明的第三反应单元中的另一种优选的具体实施方式：
有氢存在的混合原料的第三反应单元条件通常如下：混合原料加氢裂化技术为固定床加氢裂化技术。以目前工业上较成熟固定床蜡油加氢裂化技术为例，所述反应器或反应床层至少包括两种加氢裂化催化剂，一种是预处理催化剂，一种是加氢裂化催化剂。由于第二加氢单元处理后又经分馏得到的物料中金属含量、硫氮含量及残炭值都较高，因此预处理催化剂优选具有很强的脱金属活性和很好的脱硫、脱氮活性，以保证后面的加氢裂化催化剂的活性。加氢裂化催化剂优选具有很好的加氢裂化活性和高VGO转化与HDS 活性。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第ⅥB 族和/或Ⅷ族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RS系列预处理催化剂和RHC系列加氢裂化催化剂就属于这类催化剂。RS系列催化剂是一种NiW催化剂，RHC系列催化剂是一种NiMo 分子筛催化剂。液时体积空速和反应压力通常是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。
针对延迟焦化单元，本发明提供如下优选的具体实施方式：
根据一种优选的具体实施方式，在步骤(4)中，将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，且所述至延迟焦化单元中的操作条件包括：反应温度为440～520℃，停留时间为0.1～4h。
优选地，在步骤(4)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到低硫石油焦，且控制条件使得所述重组分的硫含量不大于1.8重量％，更优选所述低硫石油焦的硫含量不大于3重量％。
根据另一种优选的具体实施方式，在步骤(4)中，将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分，且控制条件使得所述低硫船用燃料油组分中的硫含量不大于0.5重量％。
优选地，在步骤(1)中，所述重质原料油为渣油和/或重油。
更优选地，在步骤(1)中，所述重质原料油为常压渣油和/或减压渣油。
如前所述，本发明的第二方面提供了一种加工重质原料油的系统，该系统中包括：
溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元用于将重质原料油在其中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
第一加氢单元，该第一加氢单元与所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，且该第一加氢单元为固定床加氢单元，用于将来自所述溶剂脱沥青单元的脱沥青油在其中进行加氢反应；
DCC单元，该DCC单元与所述第一加氢单元保持流体连通，用于将所述第一加氢单元中获得的液相流出物在其中进行反应以得到丙烯、LCO、 HCO和油浆；
第二加氢单元，该第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述第二加氢单元与所述DCC单元和所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，用于将来自所述DCC单元的LCO和/或HCO与来自所述溶剂脱沥青单元的脱油沥青在其中进行转化反应；
分离单元，该分离单元与所述第二加氢单元和所述DCC单元分别保持流体连通，用于将来自所述第二加氢单元的液相流出物在其中进行分馏，以及能够将该分离单元中所得的轻组分循环回所述DCC单元中；
第三反应单元，该第三反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应以得到选自汽油组分、柴油馏分、BTX原料组分中的至少一种产物；
延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；
出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分引出系统以作为低硫船用燃料油组分。
优选情况下，所述DCC单元与所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，用于将所述DCC单元中获得的油浆循环回所述溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理。
本发明适用于常渣与减渣的加氢转化，尤其适用于高金属、高残炭、高稠环物质、高氮含量的劣质渣油加氢转化。
更具体地，本发明的组合工艺不但能适应原料油的重质化、劣质化，增大渣油的处理能力，而且还能提高汽油和化工料的收率，并能生产高质量的低硫船燃和低硫石油焦组分。
以下结合图1对本发明的加工重质油原料的方法进行进一步详细说明。
如图1所示，重质原料油1进入溶剂脱沥青单元2中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青4和脱沥青油3；将所述脱沥青油3引入至第一加氢单元19中进行加氢反应，并将所述第一加氢单元中获得的液相流出物20引入至DCC单元21中进行反应，得到丙烯22、LCO23、HCO24和油浆25，其中，所述第一加氢单元为固定床加氢单元；将所述DCC单元21中获得的LCO23和/或HCO24与所述溶剂脱沥青单元2中获得的脱油沥青4与含芳烃物流一起形成混合原料6引入至第二加氢单元7中进行转化反应，所述含芳烃物流选自来自DCC单元21的LCO23、来自DCC单元21的HCO24、来自外界芳烃化合物5中的至少一种，所述第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元；将所述第二加氢单元7中获得的液相流出物进行分离，并将分离获得的轻组分8引入至第三反应单元10中进行反应以得到选自汽油组分13、柴油组分14和BTX原料组分12中的至少一种产物，或者将至少部分所述轻组分8循环回所述DCC单元21中；以及将分离获得的重组分9 引入至延迟焦化单元11中进行反应以得到选自焦化汽油15、焦化柴油16、焦化蜡油17和低硫石油焦18中的至少一种产物；或者将所述重组分9作为低硫船用燃料油组分。
本发明涉及一种高沥青质、胶质、硫及金属含量的重质烃类的精制与转化，它包括重、渣油加氢工艺、加氢裂化工艺或催化裂化工艺、焦化工艺，其特点是该组合工艺不但能适应原料油的重质化、劣质化，增大重、渣油的处理能力，而且还能提高汽油和化工料的收率，并能生产高质量的低硫船燃组分和低硫石油焦原料或低硫石油焦。
与现有技术相比，优选情况下，本发明由于采用了渣油加氢、催化裂化等工艺的有机组合，不但使目前的DOA得到了有效利用，而且还得到了高质量的液体燃料、低硫船燃和低硫焦产品，实现了重质石油资源的合理利用。
以下将通过实例对本发明进行详细描述。在没有特别说明的情况下，以下实例均采用图1所示的工艺流程进行。
在没有特别说明的情况下，以下实例中的表3的结果为装置持续运行 100h中，每25h取样检测获得的结果的平均值。
在中型固定床渣油加氢处理装置上进行试验。
在以下实例中使用的渣油固定床加氢催化剂是选自由石油化工科学研究院研发的下列催化剂的组合：RG-30B保护催化剂、RDMA-31沥青质加氢转化催化剂、RDM-202渣油加氢脱金属催化剂、RDM-33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS-31脱硫脱残炭催化剂。按照反应物流方向，催化剂装填的顺序为加氢保护催化剂、沥青质加氢转化催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱金属脱硫催化剂、加氢脱硫脱残炭催化剂。
其中，第一加氢单元为固定床渣油加氢单元，采用RG-30B、RDM-202、 RCS-31催化剂的组合，各催化剂之间的装填比为：RG-30B：RDM-202： RCS-31＝6：40：44(V/V)。第一加氢单元的操作条件如下：反应温度350℃，反应压力10MPa，液时体积空速为1.2h-1，氢油体积比为：800：1。
在没有特别说明的情况下，第二加氢单元为固定床渣油加氢单元时，采用RG-30B、RDM-202、RDM-33B、RCS-31催化剂的组合，各催化剂之间的装填比为：RG-30B:RDM-202:RDM-33B：RCS-31＝6：60：14：20(V/V)。第二加氢单元的操作条件为：反应温度390℃，反应压力14MPa，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为：800：1。
在没有特别说明的情况下，第二加氢单元为移动床渣油加氢单元时，在中型移动床装置上进行移动床渣油加氢处理试验。实施例中移动床加氢处理试验所用的催化剂为石油化工科学研究院研发的RIGHT-1移动床加氢处理催化剂。移动床加氢处理的操作条件为：反应温度420℃，反应压力14MPa，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为：1800：1。
实施例中固定床加氢裂化试验所用的催化剂为石油化工科学研究院研发的RS-2100精制催化剂、RHC-131加氢裂化催化剂。各催化剂之间的装填比为：RS-2100:RHC-131＝40：60(V/V)。固定床加氢裂化的操作条件为：反应温度为375℃，反应压力为7MPa，液时体积空速为2.0h-1，氢油体积比为：1200：1。
实施例A
以中东减压渣油为原料进行溶剂脱沥青，所用溶剂为一种以丁烷为主 (丁烷含量为75质量％)并含有少量丙烷和戊烷的烃类混合物，在120℃，溶剂：减压渣油＝4：1(质量比)的条件下进行溶剂脱沥青，DAO质量收率 72.4％，DOA质量收率27.6％。
实施例1
本实施例采用的DAO和DOA均来自实施例A中所得，DAO和DOA 的性质见表1。
DAO经第一加氢单元后的液相产品性质见表1。
DCC单元操作条件为：反应温度410℃，剂油比3.0，停留时间3s；DCC 单元得到LCO1(性质见表6)、HCO1(性质见表6)和油浆1。
DOA与LCO1按照质量比1:10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例2
本实施例采用的DAO和DOA与实施例1中相同。
DAO经第一加氢单元后的所得液相产品性质与实施例1中相同。
DCC单元操作条件为：反应温度420℃，剂油比3.0，停留时间3s；DCC 单元得到LCO2(性质见表6)、HCO2和油浆2。
DOA与LCO2按照质量比5:10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例3
本实施例采用的DAO和DOA与实施例1中相同。
DAO经第一加氢单元后的所得液相产品性质与实施例1中相同。
DCC单元操作条件为：反应温度440℃，剂油比3.0，停留时间3s；DCC 单元得到LCO3(性质见表6)、HCO3和油浆3。
DOA与LCO3按照质量比10:10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例4
DOA(来自实施例A)与LCO1、煤焦油(性质如表1中所示)按照质量比15：5：5混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(移动床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例5
DOA(来自实施例A)与HCO1按照质量比1:10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例6
DOA(来自实施例A)与LCO1、HCO1按照质量比1：5：5混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例7
将实施例1中所得重组分引入至延迟焦化单元中进行反应，得到焦化汽油。
延迟焦化单元的操作条件为：反应温度510℃，停留时间0.5h。
焦化汽油的收率为28.6质量％，RON＝90。
实施例8
按照实施例1相似的流程进行，所不同的是，将所得重组分引入至延迟焦化单元中进行反应，得到焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油。
焦化柴油的十六烷值为41。
焦化蜡油的硫含量小于0.36质量％。
延迟焦化单元的操作条件为：反应温度520℃，停留时间0.5h。
焦化汽油的收率为31.2质量％，RON＝92。
并将焦化柴油和焦化蜡油循环回第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)中进行加氢处理，其中，混合原料(性质见表2)的组成为DOA(来自实施例A)：LCO1：焦化柴油：焦化蜡油的质量比1:3:3:4。加氢处理后，产品性质见表3。
本实施例中的第二加氢单元的操作条件为：反应温度390℃，反应压力 14MPa，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为：800：1。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例9
将实施例1所得小于350℃轻组分在柴油提质装置上进行试验，得到柴油组分。
操作条件为：反应温度360℃，反应压力6MPa，液时体积空速为3.0h-1，氢油体积比为：1000：1。
所得柴油组分硫含量为5μg/g，收率为98％。
实施例10
将与实施例1相同的混合原料经第二加氢单元(移动床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例11
按照实施例1相似的流程进行，所不同的是，将DCC单元中获得的油浆引入至溶剂脱沥青单元中进行循环，且循环油浆与溶剂脱沥青单元中的新鲜物流的质量比为1：5。
本实施例采用与实施例A相同的条件进行溶剂脱沥青处理，获得的DAO 和DOA的性质分别如表1中DAO11和DOA11项下所示。
DOA11与LCO11(来自本实施例的DCC单元，且DCC单元的操作条件与实施例1的操作条件相同，性质见表6)按照质量比1:10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元)加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例12
本实施例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是，本实施例中的混合原料的组成为：DOA、LCO1、过滤后的油浆1(固含量为5μg/g)按照质量比10:5:5混合。
混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元) 加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
实施例13
本实施例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是，本实施例中将轻组分循环回DCC单元中，循环比为0.3。DCC单元得到LCO13、HCO13 和油浆13。
DOA(来自实施例A)与LCO13(性质见表6)按照质量比10；10混合，混合原料(性质见表2)经第二加氢单元(固定床渣油加氢处理单元) 加氢处理后，产品性质见表3。
分馏第二加氢单元得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表4。
小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，得到加氢裂化产品，性质见表5。
对比例1
催化剂与装置同实施例1。
DOA(来自实施例A)与炼油厂轻质油品QY(性质见表6)按照质量比3:10混合，DOA在100℃下无法实现全部溶解。
因混合原料中有大量固体，故无法进行下一步试验。
表1：DOA、DAO及第一加氢单元处理后液相产品等的性质
项目 DOA DAO 液相产品<sup>1</sup> 煤焦油 DAO11 DOA11
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> 1132.69 989.6 943.2 985.1 965.3 1123.22
残炭，质量％ 54.56 13.6 5.2 20.3 12.4 52.31
硫含量，质量％ 6.13 3.815 0.24 4.7 3.621 6.02
氮含量，质量％ 0.772 0.235 0.15 0.431 0.225 0.765
(Ni+V),μg/g 378 32.78 5.41 67.2 30.81 331
液相产品1表示：第一加氢单元加氢处理后液相产品。
表2：混合原料性质
Figure BDA0002255896770000231
表2(续表)：混合原料性质
Figure BDA0002255896770000232
Figure BDA0002255896770000241
表3：第二加氢单元中固定床/移动床渣油加氢处理后产品性质
Figure BDA0002255896770000242
表4：重组分性质
项目 C<sub>7</sub>不溶物，质量％ 残炭，质量％ 硫，质量％ 粘度(100℃)，mm<sup>2</sup>/s (Ni+V),μg/g
实施例1 3.5 7.2 0.42 80.1 15.1
实施例2 5.5 8.1 0.63 93.2 17.1
实施例3 6.5 14.4 0.70 105.3 20.6
实施例4 5.5 18.9 0.45 104.2 19.1
实施例5 3.7 7.5 0.46 88.2 17.1
实施例6 3.6 7.3 0.43 83.2 16.3
实施例10 3.2 6.6 0.38 76.2 15.1
实施例11 3.3 6.4 0.38 78.1 13.6
实施例12 6.9 15.3 0.77 109.4 22.3
实施例13 6.3 17.4 0.43 100.1 20.3
表5：加氢裂化产品性质
项目 密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> 硫，μg/g RON
实施例1 0.72 ＜10 ＞92
实施例2 0.72 ＜10 ＞92
实施例3 0.72 ＜10 ＞92
实施例4 0.72 ＜10 ＞92
实施例5 0.72 ＜10 ＞92
实施例6 0.72 ＜10 ＞92
实施例10 0.72 ＜10 ＞92
实施例11 0.72 ＜10 ＞92
实施例12 0.72 ＜10 ＞92
实施例13 0.72 ＜10 ＞92
表6
终馏点 芳烃质量百分含量
LCO1 190℃ 55
HCO1 350℃ 59
LCO2 190℃ 54
LCO3 190℃ 53
LCO11 190℃ 54
LCO13 190℃ 56
QY 190℃ 20
从表4中的数据可以看出，本发明的技术能够从DOA得到优质的生产低硫船燃或低硫焦产品原料。
从表5中的数据可以看出，本发明的技术能够从DOA得到优质的和符合国Ⅴ标准的汽油产品。
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 (39)

1.一种加工重质原料油的方法，其特征在于，该方法包括：
(1)将重质原料油引入至溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
(2)将所述脱沥青油引入至第一加氢单元中进行加氢反应，并将所述第一加氢单元中获得的液相流出物引入至DCC单元进行反应，得到丙烯、LCO、HCO和油浆，其中，所述第一加氢单元为固定床加氢单元；
(3)将含芳烃物流与所述溶剂脱沥青单元中获得的脱油沥青引入至第二加氢单元中进行转化反应，所述第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述含芳烃物流中含有所述DCC单元中获得的LCO和/或HCO，所述含芳烃物流中还含有富含芳烃的馏分油，所述富含芳烃的馏分油的馏程为200～450℃，芳烃含量大于等于20质量％，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态；
(4)将所述第二加氢单元中获得的液相流出物进行分离，并将分离获得的轻组分引入至第三反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，或者将至少部分所述轻组分循环回所述DCC单元中；以及将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，或者将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240～450℃。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油的芳烃含量大于等于40质量％。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油的芳烃含量大于等于50质量％。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油选自乙烯焦油、煤焦油、焦化柴油和焦化蜡油中的至少一种。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述含芳烃物流中还含有芳烃化合物，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、由至少一种C1-6的烷基取代的萘、三环以上芳烃中的至少一种。
6.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料的100℃粘度不大于400mm2/s。
7.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料的100℃粘度不大于200mm2/s。
8.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料的100℃粘度不大于100mm2/s。
9.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法进一步包括：将所述DCC单元中获得的油浆循环回溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理。
10.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(2)中，控制所述DCC单元中的操作条件，使得所述LCO和/或HCO中的芳烃含量大于等于60质量％。
11.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料中的所述脱油沥青与所述含芳烃物流的质量比值为1:10～50:10。
12.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料中的所述脱油沥青与所述含芳烃物流的质量比值为2:10～30:10。
13.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制引入至第二加氢单元中进行转化反应的原料的比例，使得进入所述第二加氢单元中的混合物料中的所述脱油沥青与所述含芳烃物流的质量比值为2:10～15:10。
14.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：将步骤(4)中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回步骤(3)中作为至少部分所述含芳烃物流。
15.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(2)中，所述第一加氢单元的操作条件包括：反应温度为280～400℃，反应压力为6.0～14.0MPa，氢油体积比为600～1200，液时体积空速为0.3～2.0h-1。
16.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(2)中，所述第一加氢单元中装填有至少两种加氢催化剂。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述加氢催化剂为能够催化选自加氢脱金属反应、加氢脱硫反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应的催化剂。
18.根据权利要求16所述的方法，其中，所述加氢催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该加氢催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。
19.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为固定床加氢单元，且所述第二加氢单元的操作条件包括：反应温度为280～420℃，反应压力为10.0～18.0MPa，氢油体积比为600～1200，液时体积空速为0.15～1.2h-1。
20.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为移动床加氢单元，且所述第二加氢单元的操作条件包括：反应温度为370～450℃，反应压力为10.0～20.0MPa，氢油体积比为600～2000，液时体积空速为1～3.0h-1。
21.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为固定床加氢单元，且所述第二加氢单元中装填有至少两种加氢处理催化剂。
22.根据权利要求21所述的方法，其中，所述加氢处理催化剂为能够催化选自沥青质转化反应、加氢脱金属反应、加氢脱硫反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应的催化剂。
23.根据权利要求21所述的方法，其中，所述加氢处理催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该加氢处理催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。
24.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，所述第二加氢单元为移动床加氢单元，且所述第二加氢单元中装填有至少一种移动床加氢处理催化剂。
25.根据权利要求24所述的方法，其中，所述移动床加氢处理催化剂中含有作为载体的氧化铝和作为活性组分元素的第VIB族和/或VIII族金属元素，且该移动床加氢处理催化剂中任选还含有选自P、Si、F和B中的至少一种助剂元素。
26.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，所述第三反应单元为固定床加氢裂化单元，且所述第三反应单元的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h-1。
27.根据权利要求26所述的方法，其中，按照反应物流方向，所述第三反应单元中依次装填预处理催化剂和加氢裂化催化剂。
28.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，所述第三反应单元为催化裂化单元，且所述催化裂化单元为流化催化裂化单元。
29.根据权利要求28所述的方法，其中，所述流化催化裂化单元中的操作条件包括：反应温度为500～600℃，剂油比为3～12，停留时间为1～10s。
30.根据权利要求28所述的方法，其中，所述流化催化裂化单元的操作条件包括：反应温度为520～580℃，剂油比为4～10，停留时间为2～5s。
31.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，所述第三反应单元为柴油加氢提质单元，且所述柴油加氢提质单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h-1。
32.根据权利要求31所述的方法，其中，所述柴油加氢提质单元中装填有至少一种柴油加氢提质催化剂。
33.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，且所述延迟焦化单元中的操作条件包括：反应温度为440～520℃，停留时间为0.1～4小时。
34.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，将分离获得的重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到低硫石油焦，且控制条件使得所述重组分的硫含量不大于1.8重量％。
35.根据权利要求34所述的方法，其中，所述低硫石油焦的硫含量不大于3重量％。
36.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，将分离获得的重组分作为低硫船用燃料油组分，且控制条件使得所述低硫船用燃料油组分中的硫含量不大于0.5重量％。
37.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述重质原料油为渣油和/或重油。
38.一种加工重质原料油的系统，其特征在于，该系统用于实施权利要求1-37中任意一项所述的方法，该系统中包括：
溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元用于将重质原料油在其中进行溶剂脱沥青处理，得到脱油沥青和脱沥青油；
第一加氢单元，该第一加氢单元与所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，且该第一加氢单元为固定床加氢单元，用于将来自所述溶剂脱沥青单元的脱沥青油在其中进行加氢反应；
DCC单元，该DCC单元与所述第一加氢单元保持流体连通，用于将所述第一加氢单元中获得的液相流出物在其中进行反应以得到丙烯、LCO、HCO和油浆；
第二加氢单元，该第二加氢单元为固定床加氢单元或移动床加氢单元，所述第二加氢单元与所述DCC单元和所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，用于将来自所述DCC单元的LCO和/或HCO与来自所述溶剂脱沥青单元的脱油沥青在其中进行转化反应；
分离单元，该分离单元与所述第二加氢单元和所述DCC单元分别保持流体连通，用于将来自所述第二加氢单元的液相流出物在其中进行分馏，以及能够将该分离单元中所得的轻组分循环回所述DCC单元中；
第三反应单元，该第三反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应以得到选自汽油组分、柴油馏分、BTX原料组分中的至少一种产物；
延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；
出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分引出系统以作为低硫船用燃料油组分。
39.根据权利要求38所述的系统，其中，所述DCC单元与所述溶剂脱沥青单元保持流体连通，用于将所述DCC单元中获得的油浆循环回所述溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理。
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