CN87107356A - 生产煤油和/或粗柴油的方法 - Google Patents

Abstract

生产煤油和/或粗柴油的方法，其中烃原料在氢气存在下在提高的温度和压力下进行催化处理，将所得物料进行蒸馏处理，在所述方法中，采用的烃原料含有经催化渣油转化得到的闪蒸馏分。

Description

本发明涉及一种改进的生产煤油和/或粗柴油的方法和用该方法制备的煤油和粗柴油。

煤油和粗柴油这样的石油产品可以用许多方法由原油或（半）合成原料制得，仅举几例来说，这些方法包括物理工艺，例如溶剂脱沥青;热处理方法，例如热裂化和减粘裂化;催化方法，如催化裂化，加氢处理和加氢裂化。

现在由原油生产石油产品的通常做法是，根据待处理的原料的性质以及所要生产的产品或产品方案，采用以上所述工艺技术的两种或更多种的结合。

例如，用溶剂脱沥青、加氢处理和热裂化的联合工艺生产石油馏分，如脱沥青油和/或馏分油已有广泛的描述，欧洲专利说明书82，551，82，555，89，707，90，437和90，441包括了这些描述。欧洲专利说明书99，141和125，709公开了两级溶剂脱沥青与一种或多种上述处理的联合工艺方法。

虽然使用溶剂脱沥青可以得到合理产率的优质产品，但该方法有其固有的缺点，即以各种温度和压力循环操作造成这种处理相当麻烦且能耗大，特别是在工艺中要使用大量溶剂。因此，在目标为获取最大灵活性、最小温度和压力变化的综合方案中，很难将其结合进去。

现在发现，经过某种渣油转化处理减压渣油得到的重质物料可以被用来做生产煤油和/或粗柴油的原料。对这种原料的采用使得从一定量原油中生产的煤油和粗柴油的量有了相当程度的提高。

因此，本发明涉及一种生产煤油和/或粗柴油的方法，其中将烃原料在提高的温度和压力下在氢气存在下进行催化处理，将所得产物进行蒸馏处理，在该方法中，采用的是含有催化渣油转化得到的闪蒸馏分的烃原料。

采用催化转化减压渣油得到的闪蒸馏分生产煤油和粗柴油，可以使低质物料转变成高价值的产品，这无疑扩大了炼油厂操作的灵活性。

可以使用的原料除了含有转化减压渣油得到的闪蒸馏分，还可含有可观量的未经过转化工艺的闪蒸馏分（如通常在减压蒸馏工艺中得到的闪蒸馏分）。还可以使用通常在常压蒸馏工艺中得到的闪蒸馏分，或使用含有常压蒸馏工艺中得到闪蒸馏分和减压蒸馏工艺中得到的闪蒸馏分的混合物做为部分催化加氢处理的进料。减压渣油转化得到的闪蒸馏分的用量最好为用做催化加氢处理的进料的全部闪蒸馏分的10-60%（体积）。

在本发明的方法中所用的原料以渣油转化得到的闪蒸馏分为基础，即原料含有沸程为320°-600℃，特别是350°-520℃的蒸馏产品，该蒸馏产品是通过将部分或全部渣油转化工艺的流出物进行蒸馏处理，特别是减压下蒸馏处理得到的。渣油转化工艺原料的适宜来源是，将常压渣油进行减压下蒸馏，生产出一种闪蒸馏分（可在本发明的方法中同时加工）和一种减压渣油，该减压渣油做为所述渣油转化工艺的原料。

适用于取得本发明生产煤油和/或粗柴油方法的原料（闪蒸馏分）的催化渣油转化工艺，最好包括如加氢转化这类催化转化工艺，其中至少有10%（重量）的原料被转化成较低沸点的物料。

催化渣油转化工艺可以与一种或多种预处理联合进行，以有效地降低存在于含沥青质的减压渣油中的重金属，特别是降低镍和钒的含量和/或降低硫含量以及降低含氮量。催化渣油转化一般是在氢气存在下采用适宜载体的催化剂来进行，其操作条件是温度为300°-500℃，特别是350°-450℃，压力为50-300巴，特别是75-200巴，空速为0.02-10kg·kg^-1·h^-1，特别是0.1-2kg·kg^-1·h^-1，氢气/进料比为100-5000Nl/kg^-1。

进行这种加氢转化工艺适用的催化剂是以适当的载体〔最好是含有相当数量氧化铝，例如至少40%（重量）〕含有至少一种选自镍和钴的金属以及至少一种选自钼和钨的金属。在加氢转化工艺中适宜金属的用量变化范围很大，这对本专业领域内的普通技术人员是已知的。

应当指出，镍和钒含量高于50ppm（重量）的含沥青质的烃类渣油最好要经过脱金属处理。这种处理在氢气存在下使用含有相当数量〔如至少80%（重量）〕的二氧化硅的催化剂进行为宜。如有必要，脱金属催化剂可以含有一种或多种具有加氢活性的金属或金属化合物，如镍和/或钒。由于催化脱金属和加氢转化可在相同的条件下操作，可以很适宜地将两个工艺在一个反应器中进行，在反应器内一层或多层加氢转化催化剂床的上方有一层或多层脱金属催化剂床。

经催化渣油转化工艺得到的闪蒸馏分最好与未经催化转化的、减压下蒸馏常压渣油得到的闪蒸馏分一起，在氢气存在下进行催化处理。氢气存在下所进行的催化处理可在多种条件下操作。从主要为加氢到主要为加氢裂化的处理的苛刻度将取决于要加工的闪蒸馏分的性质和要生产的产品的种类。氢气存在下的加氢处理最好是在有利于闪蒸馏分的加氢裂化的条件下进行。

所采用的适宜的加氢裂化的工艺条件包括，温度为250°-500℃，压力可达300巴，空速在每升催化剂每小时0.1至10公斤进料之间。采用的气/进料比为100-5000Nl/kg。最好是，加氢裂化处理在温度为300°-450℃，压力为25-200巴，空速在在每升催化剂每小时0.2至5公斤的条件下进行。采用的气/进料比最好在250-2000之间。

宜使用的催化剂是无定形加氢裂化催化剂以及以沸石为基础的加氢裂化催化剂，后者可以是用铵离子交换和各种形式的焙烧技术改性处理过，以提高这种沸石催化剂的性能。

特别适用做为制备加氢裂化催化剂的初始原料的沸石含有众所周知的合成沸石Y和其新的变形，如各种形式的超稳定形沸石Y。使用改性的沸石Y加氢处理催化剂是最为可取的，其中沸石所具有的孔容是由相当大数量的孔径至少为8nm的孔构成的。这种沸石加氢裂化催化剂还可含有其它活性组分，如二氧化硅一氧化铝，以及粘合材料，如氧化铝。

加氢裂化催化剂含有至少一种选自Ⅵ族金属的氢化组分和/或至少一种选自Ⅷ族金属的氢化组分。适宜的是，催化剂组合物含有一种或多种镍和/或钴组分和一种或多种钼和/或钨组分或一种或多种铂和/或钯组分。催化剂组合物中氢化组分的含量的适宜范围是（基于催化剂的总重量）：Ⅷ族金属组分为0.05-10%，Ⅵ族金属组分为2-40%。催化剂组合物中的氢化组分可以是氧化态的和/或硫化态的。如果至少一种Ⅵ族金属氢化组分和一种Ⅷ族金属氢化组分结合以（混合）氧化物存在，那么在用于加氢裂化之前应进行硫化处理。

如果需要，可以在本发明的方法中使用单个加氢裂化反应器，同时加工未经过渣油转化工艺处理的常压渣油经减压下蒸馏得到的闪蒸馏分。也可以在第一个反应器中加工含有经渣油转化工艺得到的闪蒸馏分的原料，同时在第二个反应器中加工含有未经过渣油转化工艺处理的常压渣油经减压下蒸馏得到的闪蒸馏分的原料。两个加氢裂化器可以在相同或不同的操作条件下运行，流出物可在进一步处理之前汇集在一起。

至少一部分加氢催化处理得到的粗柴油可以经脱蜡处理，以改善其性能，特别是其倾点。溶剂脱蜡和催化脱蜡都可相宜采用。

还可以将一些加氢催化处理的流出物进行溶剂脱蜡处理，将另一些，特别是高沸点的流出物进行催化脱蜡处理。

签于溶剂脱蜡由于其加热、冷却和大量溶剂的输送所引起的巨大能耗，从综合工艺的观点出发，应优先采用催化脱蜡处理。催化脱蜡宜在氢气存在下使部分或全部加氢催化处理的流出物与适当的催化剂接触。适用的催化剂含有结晶硅酸铝，如ZSM-5及其相关化合物，例如ZSM-8，ZSM-11，ZSM-23和ZSM-35，以及镁碱沸石型化合物。采用有不同结晶结构的组合结晶硅酸铝也能取得良好的效果。通常，催化脱蜡催化剂含有金属化合物，如Ⅵ族和/或Ⅷ族金属化合物。

催化脱蜡可以很适宜地在温度为250°-500℃，氢气压力为5-200巴，空速为每升催化剂每小时0.1-5kg和氢气/进料比为100-2500Nl/kg的条件下进行。最好是，催化脱蜡在温度为275°-450℃，氢气压力为10-110巴，空速为每升催化剂每小时0.2-3kg和氢气/进料比为200-2000Nl/kg的条件下进行。

催化脱蜡可以在一个或更多的催化脱蜡装置中进行，这些脱蜡装置可在相同或不同的条件下操作。

为进一步提高产品质量，对催化脱蜡处理的流出物进一步加氢处理是有利的。这种加氢处理宜在温度为250°-375℃和压力45-250巴下进行，以初步氢化脱蜡后的物料中的不饱合组分。在进一步加氢处理过程中采用的催化剂含有Ⅷ族金属，特别是Ⅷ族贵金属，载于适当的载体，例如二氧化硅，氧化铝或二氧化硅一氧化铝。较好的催化剂体系是载于二氧化硅一氧化铝的铂催化剂。

本发明的方法在下述的方面是特别有利的，即它使得可以采用综合的方法，直接从常压渣油中高收率的生产煤油和粗柴油，其中常压渣油不仅做为工艺中所用的原料的来源（即用减压渣油为原料经渣油转化工艺得到闪蒸馏分），而且还做为工艺中同时加工的任何附加的闪蒸馏分（不是经渣油转化工艺得到）的来源。

应该指出，催化加氢处理操作的苛刻度将主导生产的煤油和粗柴油的比例。

当催化加氢处理在温和的条件下进行时，将主要生产粗柴油，附带少量的煤油。当催化加氢处理的苛刻度提高时，将观察到产品的沸点范围进一步降低，表明煤油成为主产品，基本上没有粗柴油产生。在加氢处理的主条件下还可有少量石脑油产生。

将至少部分蒸馏装置的底部产物循环至催化加氢处理装置以增加转化的程度是有利的。还可以将部分得到的粗柴油循环至催化加氢处理装置，这将导致生产出相对轻的粗柴油，使之不需再进行（催化）脱蜡处理，或者如果需要（催化）脱蜡处理，也可在很温和的条件下进行。

催化加氢处理之后对蒸馏装置底部产物提质处理的另一个可能是将所述底部产物任意与所得馏分的较重部分混合后做为原料，任意与其它重组分混合后，做为乙烯裂解装置的进料，在蒸汽的存在下将所述原料转化为乙烯，乙烯是化学工业中一种价值很高的原料。乙烯裂解装置的操作对专业领域内的技术人员是已知的。

将催化加氢处理的流出物以这样一种方式进行分馏，即得到两种粗柴油馏分：一种轻的粗柴油和一种重的粗柴油，并将至少部分重的粗柴油循环至催化加氢处理阶段，以提高产品质量，这可进一步提高本发明方法的灵活性。

下面通过附图1-4对本发明加以描述

附图1是对催化渣油转化工艺得到的闪蒸馏分进行催化加氢处理并对所得产物进行蒸馏以生产煤油和粗柴油的方法。

附图2是使用催化渣油转化装置生产出催化加氢处理的进料，将生产出的部分粗柴油进行催化脱蜡，然后对脱蜡后所得物料再进行加氢处理的方法。

附图3是由减压渣油生产煤油和/或柴油的又一方案。

附图4是由原油生产煤油和/或粗柴油的一种综合工艺流程。在这个方法中，可以采用两个催化加氢处理装置和两个催化加氢脱蜡装置。

根据本发明的方法，最好是将原油先进行常压蒸馏，得到一种或多种适用于生产煤油和/或粗柴油的馏分和一种常压渣油;将常压渣油在减压下蒸馏，得到一种适用于生产粗柴油的轻馏分，一种可在氢气下进行催化（裂化）处理的闪蒸馏分和一种减压渣油;将至少部分减压渣油用做为催化渣油转化工艺的原料，生产出一种或多种粗柴油（必要时）和一种可在氢气下进行催化（裂化）处理的闪蒸馏分，可以将部分或所有底部产物循环至渣油转化工艺，将催化处理过的物料进行蒸馏处理以得到煤油和一种或多种粗柴油。

最好是，可将所得到的部分粗柴油进行脱蜡处理。当本发明的方法是在生产一种轻的粗柴油和一种重的粗柴油的条件下进行时，至少将部分重的粗柴油进行脱蜡处理。也可将部分粗柴油循环至催化处理装置。

还建议将减压蒸馏得到的闪蒸馏分和催化渣油转化得到的闪蒸馏分在同一个反应器中在氢气存在下进行催化裂化处理。可取的是减压蒸馏得到的闪蒸馏分和催化渣油转化得到的闪蒸馏分在并列的反应器中在氢气存在下进行催化裂化，并列的反应器可在不同的条件下操作，所得流出物分别进行蒸馏处理。在分别的蒸馏处理中所得到的粗柴油的一部分可在相同或不同的脱蜡装置和加氢处理装置中进行脱蜡和加氢处理。

图1中所描述的方法包括加氢裂化装置10和蒸馏装置20。经催化渣油转化工艺得到的闪蒸馏分通过管线1被送入加氢裂化装置10。加氢裂化装置10的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）通过管线2送入蒸馏装置20。通过管线3由装置20得到煤油，通过管线4由装置20得到粗柴油。蒸馏装置20的底部产物通过管线5排出，可用作其它用途，例如做为燃料、或循环至催化加氢处理或做为生产润滑油基础油的进料。

图2中所述的方法包括加氢裂化装置10，蒸馏装置20，催化渣油转化装置30，蒸馏装置40，催化脱蜡装置50和加氢处理装置60。减压渣油通过管线6引入，经选择性地与通过管线13和7引来的循环渣油混合后，通过管线8进入渣油转化装置30。渣油转化装置30的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）通过管线9进入蒸馏装置40，由管线11产出一种粗柴油馏分（如有必要），由管线12得到一种闪蒸馏分，送入加氢裂化装置10，蒸馏渣油由管线13排出，可经管线7部分循环至渣油转化装置，经管线14用作其它用途。经蒸馏渣油转化装置30加工后的产物得到的闪蒸馏分，有选择地与通过管线5和16引来的循环蒸馏渣油混合后，通过管线1进入加氢裂化装置10。

加氢裂化装置10的流出物（可先经某种处理除去气态产物）通过管线2进入蒸馏装置20，经管线3产出煤油馏分，经管线4产出粗柴油馏分，蒸馏渣油通过管线5排出，可通过管线16部分循环至加氢裂化装置10，通过管线15引出用作其它用途。经管线4得到的粗柴油被送入催化脱蜡装置50，可以通过管线7将一部分粗柴油在进入催化脱蜡装置前排出。催化脱蜡装置50的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）通过管线18被送入加氢处理装置60进行加氢处理，通过管线19得到最终产物。

图3中所描述的方法包括加氢裂化装置10，蒸馏装置20，催化渣油转化装置30，蒸馏装置40，常压蒸馏装置70和减压蒸馏装置80。通过管线21将原油引入常压蒸馏装置70，从70中通过管线22得到气态产物，通过管线23得到煤油馏分，通过管线24得到粗柴油馏分，常压渣油通过管线25排出送入减压蒸馏装置80，从80中经管线26得到又一粗柴油馏分，经管线27得到闪蒸馏分，该馏分被送去下面将叙述的加氢裂化，减压渣油经管线38排出，在管线6中与经管线7送来的循环渣油汇合后，经管线8送入渣油转化装置30。如有必要，可以将部分待送入渣油转化装置的进料（与循环物料混合之前或之后）从系统中排出（未示出）。渣油转化装置30的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）经管线9被送入蒸馏装置40进行分馏，（在需要时）经管线11得到第三种粗柴油馏分，经管线12得到待进行加氢裂化处理的闪蒸馏分，蒸馏渣油由管线13排出后，可部分或全部循环至渣油转化装置30，蒸馏渣油可经管线14部分排出。通过管线27送来的闪蒸馏分和管线12的闪蒸馏分汇合后经管线1送入加氢裂化装置10。此后的工艺过程如图1所述，最后生产出煤油和粗柴油。

图4所描述的方法包括两个加氢裂化装置10A和10B，两个蒸馏装置20A和20B，渣油转化装置30，蒸馏装置40，两个催化脱蜡装置50A和50B（如图所示，50B可以有选择地采用），两个加氢处理装置60A和60B（如图所示，60B可以有选择地采用），常压蒸馏装置70和减压蒸馏装置80。为加氢裂化装置10A和10B准备原料的操作与图3所述相同。

催化渣油转化得到的闪蒸馏分通过管线1A进入加氢裂化装置10A，渣油蒸馏得到的闪蒸馏分通过管线1B进入加氢裂化装置10B。管线28可以用来将管线12的闪蒸馏分输送至管线1B，进入加氢裂化装置10B，或将管线27的闪蒸馏分输送至管线1A，进入加氢裂化装置10A。加氢裂化装置10A的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）经管线2A送至蒸馏装置20A。加氢裂化装置10B的流出物（可先进行某种处理以除去气态产物）经管线2B送至蒸馏装置20B。如有必要，可将部分加氢裂化装置10A的流出物经管线2A、29和2B送至蒸馏装置20B，或将部分加氢裂化装置10B的流出物经管线2B、29和2A送至蒸馏装置20A。从蒸馏装置20A经管线3A得到另一种煤油馏分，经管线4A得到又一种粗柴油馏分。从蒸馏装置20B经管线3B得到另一种煤油馏分，经管线4B得到另一种粗柴油馏分。当图4所示的方法使用两个催化脱蜡装置（50A和50B）操作时，由蒸馏装置20A得到的粗柴油经管线4A送入催化脱蜡装置50A。脱蜡前也可将部分粗柴油经管线31排出。由蒸馏装置20B得到的粗柴油经管线4B送入催化脱蜡装置50B。脱蜡前也可将部分粗柴油经管线32排出。如有必要，也可将部分由蒸馏装置20A得到的粗柴油经管线4A、33和4B送入催化脱蜡装置50B，或将部分由蒸馏装置20B得到的粗柴油经管线4B、33和4A送入催化脱蜡装置50A。通过对输送管线28、29和33适当使用，极大地提高了本发明方法的灵活性，可以进行单列操作和并列操作。催化脱蜡装置50A和50B的流出物经管线18A和18B（可以有输送线相连）送入加氢处理装置60A和60B，经管线19A和19B生产出理想的产品。很清楚，这种单列或并列的操作方式可以扩大，同时包括催化脱蜡阶段和/或加氢处理阶段。

下面将用实施例对本发明加以进一步说明。

实施例1

将合成闪蒸馏分转化为煤油和粗柴油

使用下述的方法将中东原油的常压渣油转化成了煤油和粗柴油，其中提到的管线和装置的标号与图3中所描述的相同。应指出本实例的实施方案是直接将原料经管线25引入减压蒸馏装置80，不对馏分27进行再加工，不将蒸馏渣油循环至催化渣油转化装置30。因此，将中东原油的常压渣油（100重量份数）经管线25送入减压蒸馏装置80，生产出40.5重量份数的闪蒸馏分和59.5重量份数的减压渣油。将所述减压渣油通过管线6和8送入催化渣油转化装置30。催化渣油转化装置在435℃、氢分压为150巴的条件下操作，使用以二氧化硅为载体的钼催化剂。转化空速为0.30kg/kg·h，在催化转化阶段使用2.4重量份数的氢。

催化渣油转化装置30的流出物经管线9送入蒸馏装置40，该装置包括一个常压蒸馏段和一个减压蒸馏段，产物为（重量份数），硫化氢和氨：3.5，沸点低于石脑油沸程的产物：5.3，石脑油：5.5，煤油：12.3，粗柴油（由管线11引出）：16.7，减压渣油（由管线13引出）：6，合成闪蒸馏分（经管线12和1送至催化加氢处理装置10做原料）：12.6。经催化渣油转化装置30生产的、将做为催化加氢处理装置10的原料的闪蒸馏分的性质是：比重（15/4）：0.93，氢含量：11.9%（重量），硫含量：0.6%（重量），氮含量：0.21%（重量），康拉逊残炭值：＜0.5%（重量），原料的中间沸点：445℃。

在装置10中使用以氧化铝为载体的镍/钨催化剂对这种物料进行催化加氢处理。加氢催化处理的温度为405℃，氢分压为130巴，空速为0.84kg/kg·h。处理中使用0.4（重量份数）的氢。催化加氢处理装置10的流出物经管线2送入常压蒸馏装置20，分馏后的产物为，硫化氢和氨：0.1（重量份数），沸点低于石脑油沸程的产物：0.6（重量份数），石脑油：2.7（重量份数），煤油（经管线3）：5.1（重量份数），粗柴油（经管线4）：4.5（重量份数）。

当采用100重量份数的中东原油的常压渣油直接做为催化渣油转化装置30的原料在相似的条件下（渣油转化过程中使用3.2重量份数的氢）进行实验时，得到26.7重量份数的闪蒸馏份，催化加氢处理（使用0.7重量份数的氢）之后，得到0.2重量份数的硫化氢和氨，1.3重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，5.7重量份数的石脑油，10.8重量份数的煤油和9.4重量份数的粗柴油。

实施例2

将闪蒸馏分和合成闪蒸馏分转化为煤油和粗柴油

使用如实施例1所述的相同的装置重复实施例1的实验，但在此例中，将减压蒸馏装置80产生的闪蒸馏分与经管线12所得的合成闪蒸馏分合在一起，经管线1送入装置10，做为催化加氢处理的混合原料。因此，将中东原油的常压渣油（100重量份数）经管线25送入减压蒸馏装置80，分馏后的产物为40.5重量份数的闪蒸馏分和59.5重量份数的减压渣油。所得减压渣油按实施例1所述的方法加工（使用2.4重量份数的氢），得到12.6重量份数的合成闪蒸馏分（以及同实施例1所述的其它产物）。上述合成闪蒸馏分经管线12与经管线27输送的减压蒸馏闪蒸馏分合并后，经管线1送入催化加氢处理装置10。合并后用作为催化加氢处理装置10的闪蒸馏分原料的性质是：比重（15/4）：0.93，氢含量：12.2%（重量），硫含量：2.4%（重量），氮含量：0.09%（重量），康拉逊残炭值：＜0.5%（重量），原料的中间沸点：445℃。

在实施例1所述的条件下在装置10中对这种物料进行催化加氢处理。处理过程中使用1.5重量份数的氢。将催化加氢处理装置10的流出物经管线2送入常压蒸馏装置20，分馏后得到1.4重量份数的硫化氢和氨，2.6重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，11.1重量份数的石脑油，21.1重量份数的煤油（由管线3引出），18.4重量份数的粗柴油（由管线4引出）。

实施例3

在循环操作中转化（合成）闪蒸馏分

重复上一个实验，但是将管线13所得部分减压渣油通过管线7循环至催化渣油转化装置30。因此，将中东原油的常压渣油（100重量份数）经管线25送入减压蒸馏装置80，分馏后得到的产物为40.5重量份数的闪蒸馏分（经管线27和1送入催化加氢处理装置10）和59.5重量份数的减压渣油。所述减压渣油与12重量份数的下文将予以定义的减压渣油一起经管线6和8送入催化渣油转化装置30。在转化过程中使用2.3重量份数的氢。

催化渣油转化装置30的流出物经管线9送入蒸馏装置40，该蒸馏装置包括一常压蒸馏段和一减压蒸馏段。产物为3.4重量份数的硫化氢和氨，3.9重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，5.0重量份数的石脑油，11.8重量份数的煤油，16.3重量份数的粗柴油（经管线11引出），18重量份数的减压渣油，其中将12重量份数的减压渣油通过管线13和7循环至催化渣油转化装置30，和15.4重量份数的合成闪蒸馏份，将这种闪蒸馏份经管线12和1送入催化加氢处理装置10。

这种用做催化加氢处理原料的闪蒸馏分和合成闪蒸馏分的混合物料的性质为：比重（15/4）：0.93，氢含量：12.1%（重量），硫含量：2.3%（重量），氮含量：0.09%（重量），康拉逊残炭值：＜0.5%（重量），原料的中间沸点：445℃。

这种物料在装置10中在实施例1所述的条件下进行催化加氢处理。处理过程中使用1.7重量份数的氢。催化加氢处理装置10的流出物经管线2送入常压蒸馏装置20，分馏后得到1.4重量份数的硫化氢和氨，2.8重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，11.7重量份数的石脑油，22.3重量份数的煤油（经管线3引出），19.4重量份数的粗柴油（经管线4引出）。

实施例4

用分立的加氢处理装置转化合成闪蒸馏分（以循环方式）和闪蒸馏分

重复前例所述的实验，但是将初始原料经减压蒸馏得到的闪蒸馏分在单独的催化加氢装置（如图4所描述的10B）中进行催化加氢处理。因此，将中东原油的常压渣油（100重量份数）经管线25引入减压蒸馏装置80，生产出40.5重量份数的闪蒸馏分（经管线27和1B被送入催化加氢处理装置10B）和59.5重量份数的减压渣油，该减压渣油经管线6和8与12重量份数的如下所定义的减压渣油一起被送入催化渣油转化装置30。在转化过程中使用2.3重量份数的氢。

催化渣油转化装置30的流出物经管线9被送入蒸馏装置40，装置40包括一常压蒸馏段和一减压蒸馏段，分馏后得到3.4重量份数的硫化氢和氨，3.9重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，5.0重量份数的石脑油，11.8重量份数的煤油，16.3重量份数的粗柴油（由管线11引出），18重量份数的减压渣油，其中12重量份数的减压渣油经管线13和7循环至催化渣油转化装置30，和15.4重量份数的合成闪蒸馏分，这种闪蒸馏分经管线12和1A被送入催化加氢处理装置10A。

在催化加氢处理装置10A中转化的合成闪蒸馏分的性质如下：比重（15/4）：0.93，氢含量：11.9%（重量），硫含量：0.7%（重量），氮含量：0.23%（重量），康拉逊残炭值＜0.5%（重量），原料的中间沸点：445℃。在催化加氢处理装置10B中转化的闪蒸馏分的性质如下：比重（15/4）：0.926，氢含量：12.5%（重量）硫含量：2.69%（重量），氮含量：0.05%（重量），康拉逊残炭值＜0.5%（重量），闪蒸馏分的中间沸点445℃。

合成闪蒸馏分在催化加氢处理装置10A中以实例1所述相同的条件进行催化加氢处理。处理中使用0.5重量份数的氢。催化加氢处理装置10A的流出物经管线2A送入常压蒸馏装置20A，分馏后得到0.2重量份数的硫化氢和氨，0.8重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，3.3重量份数的石脑油，6.2重量份数的煤油（经管线3A引出）和5.4重量份数的粗柴油（经管线4A引出）。

经管线27得到的闪蒸馏分在催化加氢处理装置10B中以与催化加氢处理装置10A相似的操作条件进行催化加氢处理。处理中使用1.1重量份数的氢。催化加氢处理装置10B的流出物经管线2B送入常压蒸馏装置20B，分馏后得到1.3重量份数的硫化氢和氨，2.0重量份数的沸点低于石脑油沸程的产物，8.4重量份数的石脑油，15.9重量份数的煤油（经管线3B引出）和14.0重量份数的粗柴油（经管线4B引出）。

Claims (23)

1、生产煤油和/或粗柴油的方法，其中烃原料在氢气存在下在提高的温度和压力下进行催化处理，将所得物料进行蒸馏处理，在所述方法中，采用的烃原料含有经催化渣油转化得到的闪蒸馏分。

2、根据权利要求1所述的方法，其中所用的原料含有10～60%（体积）经催化渣油转化得到的闪蒸馏分。

3、根据权利要求1或2所述的方法，其中采用经催化渣油加氢转化得到的闪蒸馏分，在所述的渣油转化工艺中，至少10%（重量）的原料被转化成转低沸点的物料。

4、根据权利要求3所述的方法，其中催化渣油转化在温度为300°-500℃，压力为50-300巴，空速为0.02-10kg·kg^-1·h^-1的条件下进行。

5、根据权利要求3或4所述的方法，其中催化渣油转化在有催化剂存在下进行，所述催化剂在一种载体上含有至少一种选自镍和钴的金属以及至少一种选自钼和钨的金属。

6、根据权利要求1-5所述的任一方法，其中所用的原料还含有减压下蒸馏常压渣油得到的闪蒸馏分。

7、根据权利要求1-6所述的任一方法，其中对烃原料的催化处理包括在氢气存在下的催化裂化。

8、根据权利要求1所述的方法，其中含有经催化渣油转化得到的闪蒸馏分的原料与含有减压下蒸馏常压渣油得到的闪蒸馏分的原料并列进行催化处理。

9、根据权利要求1-8所述的任一方法，其中将至少部分所得到的粗柴油进行脱蜡处理。

10、根据权利要求9所述的方法，其中采用催化脱蜡处理。

11、根据权利要求9或10所述的方法，其中将脱蜡处理所得到的部分或全部物料进行加氢处理。

12、根据权利要求1-8所述的任一方法，其中将至少部分蒸馏装置的底部馏分循环至催化处理装置。

13、根据权利要求12所述的方法，其中将至少部分所得到的粗柴油循环至催化处理装置。

14、根据权利要求13所述的方法，其中通过蒸馏得到一种轻的粗柴油和一种重的粗柴油。将至少部分重的粗柴油循环至催化处理装置。

15、根据权利要求12所述的方法，其中将至少部分蒸馏装置的底部馏分用做乙烯裂化器的原料。

16、根据上述任一权利要求的方法，其中将常压渣油进行减压下蒸馏，生产出一种闪蒸馏分和做为催化渣油转化原料的减压渣油。

17、根据上述任一权利要求的方法，其中将原油进行常压蒸馏，生产一种或多种适用于生产煤油和/或粗柴油的馏分和一种常压渣油，将常压渣油在减压下蒸馏，生产出可在氢气存在下进行催化（裂化）处理的闪蒸馏分和减压渣油，将至少部分减压渣油用做催化渣油转化工艺的原料，生产出一种或多种粗柴油（必要时）和一种可在氢气存在下进行催化（裂化）处理的闪蒸馏分，同时可以将部分或全部底部馏分循环至渣油转化装置，将催化处理过的物料进行蒸馏处理，得到煤油和一种或多种粗柴油。

18、根据权利要求17所述的方法，其中将至少部分所得到的粗柴油进行脱蜡处理。

19、根据权利要求18所述的方法，其中通过蒸馏得到一种轻的粗柴油和一种重的粗柴油，将至少部分重的粗柴油进行脱蜡处理。

20、根据权利要求17所述的方法，其中将所得到的部分粗柴油循环至催化处理装置。

21、根据权利要求17所述的方法，其中将减压蒸馏所得的闪蒸馏分和催化渣油转化所得的闪蒸馏分在同一个反应器中在氢气存在下进行催化裂化。

22、根据权利要求17所述的方法，其中将减压蒸馏所得的闪蒸馏分和催化渣油转化所得的闪蒸馏分在并列的反应器中在氢气存在下进行催化裂化，并列的反应器可在不同的条件下操作，将所得流出物分别进行蒸馏处理。

23、根据权利要求22所述的方法，其中在分别的蒸馏处理中所得到的部分粗柴油在相同的或不同的脱蜡装置和加氢处理装置中进行催化脱蜡和加氢处理。

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