CN114736711B - 一种高粘度指数加氢裂化尾油生产方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开一种高粘度指数加氢裂化尾油生产方法，包括如下步骤：（1）蜡油馏分进入加氢精制反应区进行反应，反应流出物经分离获得气体和精制蜡油馏分；（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分进行分离，得到富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分；（3）步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区A进行反应或者将步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分同步骤（1）得到的精制蜡油馏分混合后进入加氢裂化反应区A进行反应，反应流出物经分离获得石脑油、航煤、柴油以及高粘度指数尾油等馏分；（4）任选将步骤（2）的富含不饱和烃组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区B进行反应，生成物经分离获得石脑油馏分，任选获得航煤馏分、柴油馏分。所述方法能够生产高质量加氢裂化尾油。
Description
技术领域
本发明涉及一种高粘度指数加氢裂化尾油的生产方法，具体地说涉及一种以蜡油为原料通过加氢裂化技术生产高粘度指数尾油作为润滑油基础油原料的生产方法。
背景技术
蜡油馏分是原油经过常减压装置或是渣油馏分通过延迟焦化、沸腾床加氢裂化或是浆态床加氢裂化等二次加工手段得到的馏分油，因其分子大小适中是生产4号和6号Ⅱ/Ⅲ类基础油高档润滑油基础油原料的重要来源。但是，其分子组成却是千差万别，且大多数分子是呈现多环环状烃的结构。文献（毛红.润滑油基础油的化学组成对其氧化安定性的影响[J].石油炼制,1999,15 (3):63-67）研究结果显示，润滑油的粘度指数与其所含烃类的组成及结构有密切的关系，不同结构烃类组分的粘度指数有很大的差异，即使是同族的烃类，其粘度指数也有明显的差别。文献（王强，沈本贤，凌昊，等.基于碳数分布和族组成分析的脱沥青油加氢异构反应产物[J]燃料化学学报，2006,34(5) :583-589）研究显示，润滑油组分中烷烃的粘温性能最好，如正构烷烃的粘度指数可达170以上，而带侧链的异构烷烃粘度指数比正构烷烃略低，且分支程度越高，粘度指数越低。对于带侧链的环烷烃和芳香烃，分子中烷基部分占优势时，其粘温性能较好；单环烃类随分子中碳原子数的增加，粘度指数增大；双环和多环烃类，其粘度指数也随侧链的数目和长度的增加而增大；多环短侧链环状烃的粘温性能最差。润滑基础油中不同烃类组分的粘度指数烷烃-环烷烃-芳烃的顺序降低。
综上所述，要想得到高粘度指数的润滑油基础油生产原料需要将蜡油馏分中的分子结构进行转化，目前主要通过加氢技术尤其是加氢裂化技术生产饱和烃含量高、硫含量极低、粘温性质好的润滑油基础油原料，但是现有技术中通过加氢裂化技术制备的润滑油基础油原料的性质需要进一步提高。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明公开一种高粘度指数加氢裂化尾油的生产方法。
一种高粘度指数加氢裂化尾油生产方法，包括如下步骤：
（1）蜡油馏分进入加氢精制反应区进行反应，反应流出物经分离获得气体和精制蜡油馏分；
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分进行分离，得到富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分；
（3）步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区A进行反应或者将步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分同步骤（1）得到的精制蜡油馏分混合后进入加氢裂化反应区A进行反应，反应流出物经分离获得石脑油、航煤、柴油以及高粘度指数尾油等馏分；
（4）任选将步骤（2）的富含不饱和烃组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区B进行反应，生成物经分离获得石脑油馏分，任选获得航煤馏分、柴油馏分。
上述方法步骤（1）中，蜡油馏分中饱和烃组分质量含量为10%~70%，优选30%~60%，进一步优选40%~55%，蜡油馏分包含直馏蜡油、脱沥青油、煤直接液化油、煤焦油、煤间接液化油、页岩油、合成油和焦化蜡油的一种或几种。
上述方法步骤（1）中，所述蜡油馏分性质如下：馏程范围在300℃~660℃（采用ASTMD1160石油产品减压蒸馏方法测得）；20℃密度在0.82g/cm-3~1.05g/cm-3之间；硫含量在0.04wt%~3.50wt%之间；氮含量在300μg/g ~4800μg/g之间。
上述方法步骤（1）中蜡油馏分加压后与高压氢气一起送入加氢精制反应区进行加氢反应，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行气液分离；控制液体中氮含量小于200μg/g，优选小于50μg/g，进一步优选10μg/g。
上述方法步骤（1）中，所述加氢精制反应区的操作条件如下：反应压力在8MPa~30MPa之间，优选12MPa~20MPa；反应温度在280℃~450℃之间，优选320℃~420℃；反应过程体积空速在0.1~3.0h-1之间，优选0.8~1.5h-1；氢油体积比在500~3000之间，优选800~1800。
上述方法步骤（1）中，加氢精制反应区可以设置在一个或多个串联的反应器内，优选1-2个反应器，采用串联的形式，反应物料依次经过各个反应器，加氢精制反应区装填的催化剂可以相同也可以不同，优选不同，不同之处在于液体物料先接触到的催化剂的加氢活性金属质量含量比后接触到的催化剂的加氢活性金属质量含量高3%~10%，其体积比为4:1~1:3。加氢精制催化剂包括加氢活性金属和氧化铝载体，可以选择现有的各种商业催化剂，例如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的FF-36、FF-46以及FF-66等加氢精制催化剂；也可以根据需要按本领域的常识进行制备。
上述方法步骤（1）中，所述加氢精制催化剂比表面积在80~350m2/g之间，孔体积在0.26~0.44ml/g之间；活性金属组份是VIB族金属和VIII族金属，VIB族金属优选钨（W）和钼（Mo），VIII族金属优选钴（Co）和镍（Ni）；按催化剂重量百分比计，氧化铝为60%~85%；VIB族金属（以氧化物计）为13%~31%；VIII族金属（以氧化物计）为2%~9%。
上述方法步骤（2）中，所述的富含饱和组分的精制蜡油馏分中的饱和组分含量在70%~100%之间；所述的富含不饱和组分的精制蜡油馏分中的不饱和烃组分含量在70~100%之间。
上述方法步骤（2）中，所述蜡油馏分采用吸附分离技术进行分离。所述吸附分离技术包括吸附和解吸两个操作步骤：在常压~4MPa、10~230℃、液相体积空速为0.1~6h-1的条件下，将步骤（1）中精制蜡油馏分同吸附剂接触，对不饱和组分进行吸附，所得产物为富含饱和组分的蜡油馏分；吸附结束后，将溶剂同饱和吸附后的吸附剂接触，所得产物经精馏回收溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。按吸附和解吸两个操作步骤进行周期性操作，实现馏分油的连续分离。吸附采用的装置为多塔切换固定床，优选为2~5塔。所述溶剂为烷烃、醇、醚、酯中的一种或几种，优选为甲醇、乙酸乙酯、正十二烷、乙醇、乙二醇单甲醚中的一种或几种。所述吸附剂为金属改性硅胶、活性炭、ZSM系列分子筛、氧化铝、金属改性A型分子筛、硅胶、金属改性活性炭、A型分子筛、金属改性氧化铝、金属改性ZSM系列分子筛中的一种或几种。
上述方法步骤（3）中，加氢裂化反应区A的操作条件如下：反应压力在4MPa~20MPa之间，优选8MPa~16MPa；反应温度在240℃~440℃之间，优选280℃~390℃；反应过程体积空速在0.5~5.0h-1之间，优选1.0~2.0h-1；氢油体积比在200~3000之间，优选500~1000。
上述方法步骤（3）中，进料为步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分同步骤（1）得到的精制蜡油馏分的混合物时，其两者的混合体积比在1:5~30:1之间，优选在1:2~20:1之间，进一步优选在2:1~10:1之间。
上述方法步骤（4）中，所述加氢裂化反应区B的操作条件如下：反应压力在8MPa~25MPa之间，优选10MPa~18MPa；反应温度在300℃~450℃之间，优选330℃~420℃；反应过程体积空速在0.2~3.0h-1之间，优选0.5~2.0h-1；氢油体积比在500~3000之间，优选800~1800。
上述方法步骤（3）和步骤（4）中采用的加氢裂化催化剂性质如下：比表面积在150~600m2/g之间，孔体积在0.20~0.60ml/g之间；活性金属组份是VIB族金属和VIII族金属，VIB族金属优选钨（W）和钼（Mo），VIII族金属优选钴（Co）和镍（Ni）；按催化剂重量百分比计，氧化铝为30%~70%；氧化硅为5~50%；VIB族金属（以氧化物计）为12%~40%；VIII族金属（以氧化物计）为3%~10%。
上述方法步骤（3）中，所述柴油馏分可以作为生产工业白油、轻质白油以及变压器油等特种油品；所述高粘度指数尾油馏分可以作为生产粘度指数大于130的4号和6号高档润滑油基础油的原料。
上述方法步骤（4）富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统进行反应，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等；或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物；塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
上述方法步骤（3）和步骤（4）中，加氢裂化反应区可以设置在一个或多个串联的反应器，优选1个反应器，加氢裂化催化剂包括加氢活性金属、分子筛组分、无定形硅铝和氧化铝载体，可以选择现有的各种商业催化剂，例如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的FC-52、FC-32、FC-50、FC-60、FC-76以及FC-80等加氢裂化催化剂；也可以根据需要按本领域的常识进行制备。
上述方法步骤（3）和步骤（4）中加氢裂化反应区装填的加氢裂化催化剂可以相同也可以不同，优选不同，不同之处在于：步骤（4）中催化剂的氧化硅质量含量比步骤（3）中的催化剂中氧化硅的质量含量高3%~40%；步骤（3）中催化剂的加氢金属的质量含量比步骤（4）中催化剂的加氢金属的质量含量高4%~30%。
上述方法步骤（1）、步骤（3）和步骤（4）中，任选反应区的顶部装填一种或是多种保护剂。保护剂包括加氢活性金属和氧化铝载体，可以选择现有的各种商业催化剂，例如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的FZC和FBN系列保护剂；也可以根据需要按本领域的常识进行制备。
上述方法步骤（1）、步骤（3）和步骤（4）中的反应系统可以共用高压氢气和高压氢气循环系统等；上述方法步骤（1）、步骤（3）和步骤（4）中的原料可以分别或同时与上述方法步骤（1）、步骤（3）和步骤（4）中流出物进行换热，充分利用三个反应系统的热量，降低能耗。
所述方法以蜡油馏分为原料，通过将饱和组分和不饱和组分进行分离，再利用加氢裂化技术将全部饱和组分或是将饱和组分和蜡油馏分的混合物转化为生产高粘度指数润滑油基础油的原料，用以解决高档润滑油基础油原料短缺的问题本方法首先将蜡油馏分进行加氢预处理，脱出里面的硫、氮、铁、钠、镍、钒等杂质，同时通过加氢饱和脱出或降低胶质、沥青质以及残炭等组分，然后通过吸附分离技术将处理后的蜡油馏分中的富含饱和组分的蜡油馏分分离出来，通过加氢裂化技术生产高粘度指数加氢裂化尾油，可以解决我国因缺少石蜡基原料无法足量生产粘度指数大于130的4号和6号高档润滑油基础油原料的问题，产品附加值大幅提升；得到的富含不饱和组分的蜡油馏分，芳烃含量高，可以用于生产最大量生产高芳潜的重整原料，解决PX原料短缺的问题。通过两种加工工艺流程的深度融合，共用部分公共设施，可以有效地降低加工过程的能耗，提高加工过程的效率。该方案的实施可以有效地提高原料的利用率和产品的附加值，同时降低加工过程的能耗，经济效益显著。
具体实施方式
下面结合实施例和比较例对本发明的加氢裂化方法进行详细说明。
蜡油馏分的性质见表1，技术对比效果见表2。
实施例1
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为16MPa，氢油体积比在1500的反应系统，反应系统设置2个反应器进行加氢精制反应，采用串联的形式，反应物料依次经过2个反应器，反应物料从第一个反应器出来后经过换热后进入第二个反应器，第一反应器装填FBN系列保护剂和FF-36精制催化剂，第二反应器装填FF-66精制催化剂，FF-36催化剂与FF-66催化剂的体积比为2:3，第一反应器和第二反应器的反应温度分别为355℃和370℃，总体积空速为0.9h-1；反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在2MPa、吸附温度80℃、液相体积空速为0.5h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用铁改性的4A型分子筛，其中铁含量为3.6%，解析溶剂采用乙醇，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮2%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮2%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮2%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯16%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分中不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将含富含饱和组分蜡油馏分与精制蜡油馏分体积比为4:1的混合蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为14MPa；氢油体积比为1200的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，反应温度为380℃，体积空速为1.2h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为14MPa，氢油体积比为1500的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-76加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为360℃，体积空速为1.5h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-36催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.41ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为21.2%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝。
实施例2
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为15MPa，氢油体积比在1000的反应系统，反应系统设置2个反应器进行加氢精制反应，采用串联的形式，反应物料依次经过2个反应器，反应物料从第一个反应器出来后经过换热后进入第二个反应器，第一反应器装填FBN系列保护剂和FF-66精制催化剂，第二反应器装填FF-66精制催化剂。第一反应器和第二反应器的反应温度分别为380℃和370℃之间，总体积空速为1.1h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在0.5MPa、吸附温度120℃、液相体积空速为2.5h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用铁改性氧化铝作为吸附剂，其中铁含量为3.6%，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮3%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮3%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮3%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯10%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将含富含饱和组分蜡油馏分与精制蜡油馏分体积比为8:1的混合蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为12MPa，氢油体积比为800的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-60加氢裂化催化剂，反应温度为390℃，体积空速在1.5h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为12MPa，氢油体积比为1600的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-52加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为为360℃，体积空速为1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-60催化剂比表面积213m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为24.5%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为23%，余量为氧化铝；FC-52催化剂比表面积425m2/g，孔体积0.28ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为16.2%，氧化镍为5.4%，氧化硅含量为39%，余量为氧化铝。
实施例3
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为15MPa，氢油体积比在1200的反应系统，反应系统设置2个反应器进行加氢精制反应，采用串联的形式，反应物料依次经过2个反应器，反应物料从第一个反应器出来后经过换热后进入第二个反应器，第一反应器装填FBN系列保护剂和FF-36精制催化剂，第二反应器装填FF-36精制催化剂，第一反应器和第二反应器的反应温度分别为380℃和375℃，总体积空速为0.8h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在1.5MPa、吸附温度为50℃以及液相体积空速为0.6h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用铁改性活性炭，其中铁含量为4.0%，解析溶剂采用正十二烷，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮5%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮5%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮5%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯14%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将含富含饱和组分蜡油馏分与精制蜡油馏分体积比为3:1的混合蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为13MPa，氢油体积比为800的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，反应温度为376℃，体积空速1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为15MPa之间，氢油体积比为1600的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-52加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为为350℃，体积空速为0.8h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-36催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.41ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为21.2%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝；FC-52催化剂比表面积425m2/g，孔体积0.28ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为16.2%，氧化镍为5.4%，氧化硅含量为39%，余量为氧化铝。
实施例4
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为19MPa，氢油体积比在1200的反应系统，反应系统设置2个反应器进行加氢精制反应，采用串联的形式，反应物料依次经过2个反应器，反应物料从第一个反应器出来后经过换热后进入第二个反应器，第一反应器装填FBN系列保护剂和FF-36精制催化剂，第二反应器装填FF-66精制催化剂，FF-36催化剂与FF-66催化剂的体积比为2:3，第一反应器和第二反应器的反应温度分别为380℃和390℃，总体积空速为1.4h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在常压、吸附温度为60℃以及液相体积空速为1.5h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用镍改性的4A型分子筛，其中镍含量为2.8%，解析溶剂采用甲醇，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮5%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮5%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮5%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯15%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将含富含饱和组分蜡油馏分与精制蜡油馏分体积比为6:1的混合蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为11MPa，氢油体积比为1000的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，反应温度为388℃，体积空速在0.8h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为13MPa，氢油体积比为1500的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为378℃，体积空速为1.2h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-36催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.41ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为21.2%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝。
实施例5
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为16MPa，氢油体积比为1800的反应系统，反应系统设置1个反应器进行加氢精制反应，反应器从上到下依次装填FBN系列保护剂和FF-66精制催化剂，反应温度分别为390℃，体积空速为0.5h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在0.5MPa、吸附温度为70℃以及液相体积空速为0.6h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用锰改性的4A型分子筛，其中锰含量为3.0%，解析溶剂采用乙醇，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮4%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮4%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮4%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯15%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将含富含饱和组分蜡油馏分与精制蜡油馏分体积比为4:1的混合蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为12MPa，氢油体积比为900的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，反应温度为376℃，体积空速在1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为13MPa，氢油体积比为1500的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-76加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为368℃，体积空速为1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝；FC-76催化剂比表面积370m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为15.9%，氧化镍为5.3%，氧化硅含量为31%，余量为氧化铝。
实施例6
（1）将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为16MPa，氢油体积比为1800的反应系统，反应系统设置1个反应器进行加氢精制反应，反应器从上到下依次装填FBN系列保护剂和FF-66精制催化剂，反应温度分别为390℃，体积空速为0.5h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到气体组分和精制蜡油馏分。
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分在0.5MPa、吸附温度为70℃以及液相体积空速为0.6h-1的条件下，采用切换固定床分离装置进行饱和组分与不饱和组分的分离，采用锰改性的4A型分子筛，其中锰含量为3.0%，解析溶剂采用乙醇，精制蜡油馏分进入固定床1中，在固定床1中不饱和组分进行选择性吸附，流出物1为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物1中不饱和组分含量≮4%时，固定床1进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床2中发生不饱和组分选择性吸附，流出物2为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物2中不饱和组分含量≮4%的时候，固定床2进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入固定床3中发生不饱和组分选择性吸附，流出物3为富含饱和组分的蜡油馏分，当流出物3中不饱和组分含量≮4%的时候，固定床3进料由精制蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，精制蜡油馏分切换进入解吸结束的固定床1中发生不饱和组分选择性吸附。其中固定床1、固定床2和固定床3切换进入解吸溶剂进行不饱和组分解吸时，当不饱和组分含量≯15%的时候解吸过程结束，得到产物经过精馏回收解吸溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。固定床1、固定床2和固定床3按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现精制蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。
（3）将富含饱和组分蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为12MPa，氢油体积比为900的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-80加氢裂化催化剂，反应温度为376℃，体积空速在1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔，经分离获得石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分。
（4）将步骤（2）得到的富含不饱和组分的蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入反应系统压力为13MPa，氢油体积比为1500的反应系统，反应系统设置1个反应器，反应器从上往下依次装填FBN系列保护剂和FC-76加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为368℃，体积空速为1.0h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等，或是分离得到石脑油馏分和塔底流出物，塔底流出物或者尾油馏分可以循环回步骤（4）的反应体系。
FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝；FC-76催化剂比表面积370m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为15.9%，氧化镍为5.3%，氧化硅含量为31%，余量为氧化铝。
比较例1
将蜡油馏分通过高压泵加压后与高压氢气一起送入压力为15MPa和氢油体积比为1500的反应系统，反应系统设置2个反应器进行加氢裂化反应，采用串联的形式，反应物料依次经过2个反应器，第一反应器装填FBN系列保护剂和FF-66精制催化剂，精制段反应温度为385℃，体积空速为1.0h-1，第二反应器装填FC-80加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为388℃，体积空速为1.5h-1，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行馏分分离，分别得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等。
FF-66催化剂比表面积199m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.2%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC-80催化剂比表面积211m2/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为25.0%，氧化镍为6.2%，氧化硅含量为22%，余量为氧化铝。
表1 蜡油馏分性质
表2 技术应用效果
由上述实例及比较例的实施效果可以看出，采用本发明技术后高粘度指数润滑油基础油原料的收率大幅增加，并且粘度指数提高了7~13个单位，产品附加值大幅增加，具有良好的经济效益。
Claims (11)
1.一种高粘度指数加氢裂化尾油生产方法，其特征在于：包括如下步骤：
（1）蜡油馏分进入加氢精制反应区进行反应，反应流出物经分离获得气体和精制蜡油馏分；
（2）将步骤（1）得到的精制蜡油馏分进行分离，得到富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分；
（3）步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区A进行反应或者将步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分同步骤（1）得到的精制蜡油馏分混合后进入加氢裂化反应区A进行反应，反应流出物经分离获得石脑油、航煤、柴油以及高粘度指数尾油馏分；
步骤（1）中，蜡油馏分中饱和烃组分质量含量为10%~70%，所述蜡油馏分性质如下：馏程范围在300℃~660℃；20℃密度在0.82g/cm3~1.05g/cm3之间；硫含量在0.04wt%~3.50wt%之间；氮含量在300μg/g ~4800μg/g之间，
步骤（2）中，所述的富含饱和组分的精制蜡油馏分中的饱和组分质量含量在70%~100%之间；所述的富含不饱和组分的精制蜡油馏分中的不饱和烃组分质量含量在70~100%之间；
步骤（3）中，加氢裂化反应区A的操作条件如下：反应压力在4MPa~20MPa之间；反应温度在240℃~440℃之间；反应过程体积空速在0.5~5.0h-1之间；氢油体积比在200~3000之间；
步骤（3）中，进料为步骤（2）得到的富含饱和组分的蜡油馏分同步骤（1）得到的精制蜡油馏分的混合物时，其两者的混合体积比在1:5~30:1之间。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：包括步骤（4）， 即将步骤（2）的富含不饱和烃组分的蜡油馏分进入加氢裂化反应区B进行反应，生成物经分离获得石脑油馏分。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）中，蜡油馏分包含直馏蜡油、脱沥青油、煤直接液化油、煤焦油、煤间接液化油、页岩油、合成油、焦化蜡油的一种或几种。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）中蜡油馏分加压后与高压氢气一起送入加氢精制反应区进行加氢反应，反应后的流出物经过高压分离换热，低压分离换热，进入分馏塔进行气液分离；控制液体中氮含量小于200μg/g。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）中，所述加氢精制反应区的操作条件如下：反应压力在8MPa~30MPa之间；反应温度在280℃~450℃之间；反应过程体积空速在0.1~3.0h-1之间；氢油体积比在500~3000之间。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）中，所述加氢精制催化剂比表面积在80~350m2/g之间，孔体积在0.26~0.44ml/g之间；活性金属组份为VIB族金属和VIII族金属，VIB族金属为钨和钼，VIII族金属为钴和镍；按催化剂重量百分比计，氧化铝为60%~85%；VIB族金属以氧化物计为13%~31%；VIII族金属以氧化物计为2%~9%。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）中，所述蜡油馏分采用吸附分离技术进行分离，所述吸附分离技术包括吸附和解吸两个操作步骤：在常压~4MPa、10~230℃、液相体积空速为0.1~6h-1的条件下，将步骤（1）中精制蜡油馏分同吸附剂接触，对不饱和组分进行吸附，所得产物为富含饱和组分的蜡油馏分；吸附结束后，将溶剂同饱和吸附后的吸附剂接触，所得产物经精馏回收溶剂，得到富含不饱和组分的蜡油馏分。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：所述溶剂为烷烃、醇、醚、酯中的一种或几种，所述吸附剂为活性炭、ZSM系列分子筛、氧化铝、硅胶、A型分子筛中的一种或几种。
9.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：所述加氢裂化反应区B的操作条件如下：反应压力在8MPa~25MPa之间；反应温度在300℃~450℃之间；反应过程体积空速在0.2~3.0h-1之间；氢油体积比在500~3000之间。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）中采用的加氢裂化催化剂性质如下：比表面积在150~600m2/g之间，孔体积在0.20~0.60ml/g之间；活性金属组份是VIB族金属和VIII族金属，VIB族金属为钨和钼，VIII族金属为钴和镍；按催化剂重量百分比计，氧化铝为30%~70%；氧化硅为5~50%；VIB族金属以氧化物计为12%~40%；VIII族金属以氧化物计为3%~10%。
11.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：步骤（4）中加氢裂化催化剂的氧化硅质量含量比步骤（3）中的加氢裂化催化剂中氧化硅的质量含量高3%~40%；步骤（3）中加氢裂化催化剂的加氢金属的质量含量比步骤（4）中加氢裂化催化剂的加氢金属的质量含量高4%~30%。
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