一种蜡油加工方法 |
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| 申请号 | CN202110018654.7 | 申请日 | 2021-01-07 | 公开(公告)号 | CN114736709B | 公开(公告)日 | 2023-05-30 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院; | 发明人 | 秦波; 张信伟; 高杭; 柳伟; 王仲义; 王海洋; 吴子明; 杜艳泽; 侯栓弟; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开一种 蜡油 加工方法，包括如下步骤：（1）将蜡油馏分进行分离，生成富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分；（2）富含饱和组分的蜡油馏分进入加氢精制反应区A、加氢裂化反应区B进行反应，生产物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；（3）富含不饱和组分的蜡油馏分进入加氢精制反应区C、加氢裂化反应区D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。所述方法可以生产高粘度指数 润滑油 基础 原料和高档特种油品等高附加值产品，提高蜡油馏分的利用率和产品的附加值。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种蜡油加工方法，其特征在于：包括如下步骤： |
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| 说明书全文 | 一种蜡油加工方法技术领域背景技术[0002] 目前，原油加工的基本路线是先经过常减压装置将原油分为不同的馏分油，包括气体、石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分、蜡油馏分以及渣油馏分等组分。一般情况下，石脑油馏分、航煤馏分和柴油馏分经过加氢精制后直接作为燃料油使用；蜡油馏分经过加氢精制作为催化裂化原料或是通过加氢裂化技术生产石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分或是尾油馏分；而渣油馏分可以通过渣油加氢生产催化裂化原料或是通过渣油加氢裂化生产轻组分。 [0003] 专利CN201811627078.0公开了一种蜡油加氢裂化方法和系统，该方法将所述的蜡油原料油通过加氢裂化催化剂加氢裂化和异构类型加氢裂化催化剂加氢异构裂化组合方法灵活生产多种规格的石脑油产品、优质航煤产品、优质柴油产品，优质蒸汽裂解制乙烯原料，尤其是生产优质润滑油基础油。专利CN 201811113894.X提供一种蜡油加氢裂化方法，该方法以减压蜡油为原料，通过不同功能的加氢裂化催化剂合理的组合，增产高芳潜的重石脑油，改善航煤和柴油产品的低温流动性及尾油性质。专利CN201920366310.3提供了一种蜡油加氢裂化系统，提供的蜡油加氢裂化系统能够进行生产柴油和生产轻油的切换，灵活适应市场需求。 [0004] 目前蜡油组分（馏程约为300 620℃）主要通过加氢裂化技术转化为石脑油馏分、~航煤馏分、柴油馏分以及尾油馏分等馏分，其中柴油馏分可以作为特种油使用，尾油可以作为乙烯原料或是润滑油基础油。加氢裂化技术在重油轻质化和清洁化方面具有不可替代的作用，但是由于技术的局限性，其不同产品间的选择性和不同产品质量之间难以兼顾。例如现有技术生产白油时，当满足芳烃含量低于5wt%时，航煤产品的芳烃含量变低，无法满足航煤产品对芳烃含量的要求，同时重石脑油馏分的芳潜也会降低，产品质量下降。因此，开发能够一条蜡油馏分加工的新路线，提供满足生产各种特种油品的原料和提供生产高档润滑油基础油原料，已成为蜡油加氢高效利用的迫切需求。 发明内容[0005] 针对现有技术存在的不足，本发明公开一种蜡油加工方法，所述方法可以生产高粘度指数润滑油基础原料和高档特种油品等高附加值产品，提高蜡油馏分的利用率和产品的附加值。 [0006] 一种蜡油加工方法，包括如下步骤： [0007] （1）将蜡油馏分进行分离，生成富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分； [0008] （2）富含饱和组分的蜡油馏分进入加氢精制反应区A、加氢裂化反应区B进行反应，生产物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； [0009] （3）富含不饱和组分的蜡油馏分进入加氢精制反应区C、加氢裂化反应区D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。 [0010] 上述方法步骤（1）中，蜡油馏分性质如下：馏程范围在260℃ 650℃（采用ASTM ~‑3 ‑3 D1160石油产品减压蒸馏方法测得）；20℃密度在0.81g/cm 0.98g/cm 之间；硫含量在~ 0.05wt% 4.0wt%之间；氮含量在300μg/g 5000μg/g之间。 ~ ~ [0012] 上述方法步骤（1）中，蜡油馏分中饱和组分质量含量为25% 85%，优选35% 65%，进~ ~一步优选40% 55%。 ~ [0013] 上述方法步骤（1）中，所述的富含饱和组分的蜡油馏分中的饱和组分质量含量在80%以上，优选85‑100%，进一步优选90‑100%。 [0014] 上述方法步骤（1）中，所述的富含不饱和组分的蜡油馏分中的饱和组分质量含量小于20%，优选0 20%之间。~ [0015] 上述方法步骤（1）中，所述蜡油馏分进行分离采用吸附分离技术。所述吸附分离技术包括吸附和解吸两个操作：在压力为常压 2MPa、温度为25 200℃以及液相体积空速为‑1 ~ ~0.1 5h 的条件下，将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，将解吸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。按吸附和解吸两个步骤进行周期性操作，实现蜡油馏分的连续分离。吸附采用的装置为多塔切换固定床装置，优选为2 6塔。所述解吸溶~ 剂为烷烃、醇、醚、酯中的一种或几种，优选为正十二烷、甲醇、乙醇、乙二醇单甲醚、乙酸乙酯中的一种或几种。所述吸附剂为活性炭、氧化铝、硅胶、A型分子筛、ZSM系列分子筛、金属改性活性炭、金属改性氧化铝、金属改性硅胶、金属改性A型分子筛以及金属改性ZSM系列分子筛中的一种或几种。 [0016] 上述方法步骤（3）中，所述加氢精制反应区A的操作条件如下：反应压力在3MPa~25MPa之间，优选5MPa 10MPa；反应温度在220℃ 450℃之间，优选300℃ 380℃；反应过程体~ ~ ~ ‑1 ‑1 积空速在1.0 10.0h 之间，优选2.0 8.0h ；氢油体积比在200 3000之间，优选500 1000。 ~ ~ ~ ~ [0017] 上述方法步骤（2）中，加氢裂化反应区B的操作条件如下：反应压力在3MPa 25MPa~之间，优选5MPa 10MPa；反应温度在220℃ 450℃之间，优选280℃ 360℃；反应过程体积空~ ~ ~ ‑1 ‑1 速在1.0 10.0h 之间，优选2.0 8.0h ；氢油体积比在200 3000之间，优选500 1000。 ~ ~ ~ ~ [0018] 上述方法步骤（3）中，所述加氢精制反应区C的操作条件如下：反应压力在6MPa~25MPa之间，优选8MPa 18MPa；反应温度在280℃ 450℃之间，优选320℃ 410℃；反应过程体~ ~ ~ ‑1 ‑1 积空速在0.2 5.0h 之间，优选0.8 2.0h ；氢油体积比在500 3000之间，优选800 1500。 ~ ~ ~ ~ [0019] 上述方法步骤（3）中，所述加氢裂化反应区D的操作条件如下：反应压力在6MPa~25MPa之间，优选8MPa 18MPa；反应温度在280℃ 450℃之间，优选320℃ 410℃；反应过程体~ ~ ~ ‑1 ‑1 积空速在0.4 5.0h 之间，优选1.0 2.0h ；氢油体积比在500 3000之间，优选800 1500。 ~ ~ ~ ~ [0020] 上述方法步骤（2）和/或步骤（3）中采用的加氢精制催化剂性质如下：比表面积在2 100 300m /g之间，孔体积在0.25 0.45ml/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12% 30%；VIII族金属（以氧化物计）为3%~ ~ ~ 10%。 [0021] 上述方法步骤（2）和/或步骤（3）中采用的加氢裂化催化剂性质如下：比表面积在2 150 500m /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% 75%；分子筛为5 50%；VIB族金属（以氧化物计）为12% 30%；VIII族金属（以~ ~ ~ 氧化物计）为3% 10%。 ~ [0022] 上述方法步骤（2）和步骤（3）中加氢精制反应区装填的加氢精制催化剂可以相同也可以不同，优选不同，不同之处在于：步骤（3）中催化剂的加氢活性金属质量含量比步骤（2）中催化剂的加氢活性金属质量含量高3% 10%。~ [0023] 上述方法步骤（2）和步骤（3）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（3）中第三反应器中催化剂的分子筛质量含量比步骤（2）中的催化剂中氧化硅的质量含量高5% 30%；步骤（2）中催化剂的加氢金属的质量~含量比步骤（3）中第三反应器中催化剂的加氢金属的质量含量高5% 40%。 ~ [0025] 上述方法步骤（3）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（3）的反应体系。 [0026] 上述方法步骤（2）中，加氢精制反应区和加氢裂化反应区可以设置在一个或多个串联的反应器内。例如设置1‑3个反应器，采用串联的形式，反应物料依次经过各个反应器，其中第一反应器单独装填精制催化剂或是上下部分分别装填精制催化剂和加氢裂化催化剂，剩余反应器均装填加氢裂化催化剂。第一反应器分别装填精制催化剂和加氢裂化催化剂时，上部分加氢精制催化剂与下部分加氢裂化催化剂的体积比为4:1 1。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。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。 [0027] 上述方法步骤（2）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原料。 [0028] 上述方法步骤（3）中，加氢精制反应区和加氢裂化反应区可以设置在一个或多个串联的反应器内。例如设置1‑3个反应器，采用串联的形式或是两段形式，其中第一反应器单独装填精制催化剂，第二反应器单独装填精制催化剂或是上部分装填精制催化剂，下部分加氢裂化催化剂，第三反应器均装填加氢裂化催化剂。第二反应器分别装填精制催化剂和加氢裂化催化剂时，上下部分的体积比为5:1 1。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。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。当反应器采用串联形式时，反应物流一次通过各个反应器；当采用两段形式时，第二反应器的反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，分馏塔塔底的流出物再经过加压泵与高压氢气进入第三个反应器进行加氢裂化反应，反应流出物依次经过高压分离器和低压分离器后与第二反应器流出物一起进入分馏塔；反应系统可以共用高压氢气和循环氢。 [0029] 上述方法步骤（2）和步骤（3）中，加氢精制后精制油氮含量小于50μg/g即可。 [0030] 上述方法步骤（2）和步骤（3）中，任选加氢精制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。 [0031] 上述方法中，步骤（2）和步骤（3）中的反应系统可以共用高压氢气和高压氢气循环系统等；步骤（2）和步骤（3）中的原料可以分别或同时与步骤（2）和步骤（3）中流出物进行换热，充分利用两个反应系统的热量，降低能耗。 [0032] 本方面方法通过将蜡油馏分分为富含饱和组分的蜡油馏分和富含不饱和组分的蜡油馏分，然后根据其特点分别采用适应的技术进行加工，实现了“宜芳则芳、宜烯则烯、宜油则油”的加工理念。富含饱和组分的蜡油馏分中链烷烃含量高和饱和度好，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[0033] 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。 [0034] 蜡油馏分的性质见表1，技术对比效果见表2。 [0035] 实施例1 [0036] （1）在压力0.5MPa、吸附温度50℃、液相体积空速为2h‑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型分子筛作为吸附剂，其中铁含量为5.0%，解析溶剂采用十二烷。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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≯20%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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0037] （2）将步骤（1）得到的富含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压力为8MPa和氢油体积比为600的反应系统，反应系统设置2个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，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‑1保护剂和FF‑36精制催化剂，精制段反应温度为330℃，体积空速为4.0h ；第二反应器装填‑1 FC‑80加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为350℃，体积空速为3.0h ；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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等； [0038] （3）将将步骤（1）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和氢油体积比为1000的反应系统，反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，采用串联的形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑66加氢精制催化剂，第二反应器上下部分分别装填FF‑66精制催化剂和FC‑80加氢裂化催化剂，其中FF‑66精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为3:1，第三反应器装填FC‑52加氢裂化催化剂；反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，塔‑1底流出物再输送到原料罐中。精制段反应温度为360℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度‑1 为370℃，体积空速为1.5h 。 [0039] FF‑36催化剂比表面积215m2/g，孔体积0.42ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼2 为21.4%，氧化镍为4.4%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表 2 面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧 2 化硅含量为21%，余量为氧化铝；FC‑52催化剂比表面积422m/g，孔体积0.29ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为16.0%，氧化镍为5.5%，氧化硅含量为38%，余量为氧化铝。 [0040] 实施例2 [0041] （1）在常压、吸附温度100℃、液相体积空速为3h‑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，采用锰改性氧化铝作为吸附剂，其中锰含量为3.5%，解析溶剂采用乙二醇单甲醚。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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0042] （2）将将步骤（1）得到的富含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10MPa和氢油体积比为800的反应系统，反应系统设置1个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，反应器依次从上到下分别装填FBN系列保护剂、FF‑36精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂，其中FF‑36精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为‑13:1，精制段反应温度为340℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度为350℃，体积空速为‑1 3.0h 。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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等；反应温度为370℃；体积‑1 空速为1.8 h 之间； [0043] （3）将将步骤（1）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20MPa和氢油体积比为1200的反应系统。反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，两段形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑66加氢精制催化剂，第二反应器上下部分分别装填FF‑66精制催化剂和FC‑80加氢裂化催化剂，其中FF‑66精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为3:1；精制段反应温度为‑1 ‑1390℃，体积空速为0.8h ；裂化段反应温度为390℃，体积空速为1.5h 。反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，分馏塔的流出物再经过加压泵与高压氢气进入第三个反应器进行加氢裂化反应，反应系统压力为20MPa，氢油体积比为1000，第三反应器‑1 装填FC‑76加氢裂化催化剂，反应温度为340℃；反应过程体积空速为1.5 h ；反应流出物依次经过高压分离器和低压分离器后与上述反应流出物一起进入分馏塔；反应系统可以共用高压氢气和循环氢。 [0044] FF‑36催化剂比表面积215m2/g，孔体积0.42ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼2 为21.4%，氧化镍为4.4%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表 2 面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧 2 化硅含量为21%，余量为氧化铝；FC‑76催化剂比表面积372m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为15.2%，氧化镍为5.3%，氧化硅含量为31%，余量为氧化铝。 [0045] 实施例3 [0046] （1）在常压、吸附温度100℃、液相体积空速为3h‑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，采用镍改性氧化铝作为吸附剂，其中镍含量为4%，解析溶剂采用乙二醇单甲醚。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≮10%时，固定床1进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≮10%的时候，固定床2进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≮10%的时候，固定床3进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≯20%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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0047] （2）将将步骤（1）得到的富含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9MPa和氢油体积比为900的反应系统。反应系统设置1个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，反应器从上到下依次分别装填FBN系列保护剂、FF‑36精制催化剂以及FC‑60加氢裂化催化剂，FF‑36精制催化剂与FC‑60加氢裂化催化剂的体积比为3:‑1 1，精制段反应温度为370℃，体积空速为2.5h ；裂化段反应温度为350℃，体积空速为2.0h‑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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等； [0048] （3）将将步骤（1）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14MPa和氢油体积比为1500的反应系统。反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，两段形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑66加氢精制催化剂，第二反应器从上到下依次分别装填FF‑66精制催化剂以及FC‑80加氢裂化催化剂，FF‑66精制催化剂与FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为2:1，精制段反应温度‑1 ‑1为390℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度为400℃，体积空速为1.5h 。反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，分馏塔的流出物再经过加压泵与高压氢气进入第三个反应器进行加氢裂化反应，反应系统压力为14MPa和氢油体积比为1000的反应系‑1 统，第三反应器装填FC‑52加氢裂化催化剂；反应温度为350℃；反应过程体积空速为1.5h ； 反应流出物依次经过高压分离器和低压分离器后与上述反应流出物一起进入分馏塔；反应系统可以共用高压氢气和循环氢。 [0049] FF‑36催化剂比表面积215m2/g，孔体积0.42ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼2 为21.4%，氧化镍为4.4%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑60催化剂比表 2 面积223m/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.5%，氧化镍为6.0%，氧 2 化硅含量为23%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧化硅含量为21%，余量为氧化铝；FC‑52催 2 化剂比表面积422m/g，孔体积0.29ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为16.0%，氧化镍为5.5%，氧化硅含量为38%，余量为氧化铝。 [0050] 实施例4 [0051] （1）在压力0.3MPa、吸附温度40℃、液相体积空速为2h‑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5A型分子筛作为吸附剂，其中铁含量为4.0%，解析溶剂采用十二烷。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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≯20%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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0052] （2）将步骤（1）得到的富含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压力为8.5MPa和氢油体积比为650的反应系统，反应系统设置2个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，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‑1列保护剂和FF‑46精制催化剂，精制段反应温度为335℃，体积空速为4.0h ；第二反应器装‑1 填FC‑80加氢裂化催化剂，裂化段反应温度为355℃，体积空速为2.5h ；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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等；； [0053] （3）将将步骤（1）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16MPa和氢油体积比为1100的反应系统，反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，采用串联的形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑66加氢精制催化剂，第二反应器上下部分分别装填FF‑66精制催化剂和FC‑80加氢裂化催化剂，其中FF‑66精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为3:1，第三反应器装填FC‑76加氢裂化催化剂；反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，塔‑1底流出物再输送到原料罐中。精制段反应温度为360℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度‑1 为380℃，体积空速为1.5h 。 [0054] FF‑46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2 为21.6%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表 2 面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧 2 化硅含量为21%，余量为氧化铝；FC‑76催化剂比表面积372m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为15.2%，氧化镍为5.3%，氧化硅含量为31%，余量为氧化铝。 [0055] 实施例5 [0056] （1）在常压、吸附温度90℃、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，采用锰改性氧化铝作为吸附剂，其中锰含量为3.0%，解析溶剂采用乙二醇单甲醚。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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0057] （2）将将步骤（1）得到的富含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9MPa和氢油体积比为850的反应系统，反应系统设置1个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，反应器依次从上到下分别装填FBN系列保护剂、FF‑46精制催化剂、FC‑60加氢裂化催化剂，其中FF‑46精制催化剂、FC‑60加氢裂化催化剂的体积比为3:‑1 1，精制段反应温度为350℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度为360℃，体积空速为3.0h‑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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等；反应温度为370℃；体积空速‑1 为1.8 h 之间； [0058] （3）将将步骤（1）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18MPa和氢油体积比为1100的反应系统。反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，两段形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑66加氢精制催化剂，第二反应器上下部分分别装填FF‑66精制催化剂和FC‑80加氢裂化催化剂，其中FF‑66精制催化剂、FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为3:1；精制段反应温度为‑1 ‑1390℃，体积空速为0.8h ；裂化段反应温度为390℃，体积空速为1.5h 。反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，分馏塔的流出物再经过加压泵与高压氢气进入第三个反应器进行加氢裂化反应，反应系统压力为18MPa，氢油体积比为1000，第三反应器‑1 装填FC‑76加氢裂化催化剂，反应温度为350℃；反应过程体积空速为1.5 h ；反应流出物依次经过高压分离器和低压分离器后与上述反应流出物一起进入分馏塔；反应系统可以共用高压氢气和循环氢。 [0059] FF‑46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2 为21.6%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑60催化剂比表 2 面积223m/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.5%，氧化镍为6.0%，氧 2 化硅含量为23%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧化硅含量为21%，余量为氧化铝； FC‑76催 2 化剂比表面积372m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为15.2%，氧化镍为5.3%，氧化硅含量为31%，余量为氧化铝。 [0060] 实施例6 [0061] （1）在常压、吸附温度60℃、液相体积空速为3h‑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，采用镍改性氧化铝作为吸附剂，其中镍含量为3.5%，解析溶剂采用乙二醇单甲醚。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≮8%时，固定床1进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≮8%的时候，固定床2进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≮8%的时候，固定床3进料由蜡油馏分换为解吸溶剂，进行解吸，同时，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≯20%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，实现蜡油馏分不饱和组分和饱和组分的连续分离。 [0062] （2）将将步骤（1）得到的富含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10MPa和氢油体积比为950的反应系统。反应系统设置1个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，反应器从上到下依次分别装填FBN系列保护剂、FF‑46精制催化剂以及FC‑80加氢裂化催化剂，FF‑46精制催化剂与FC‑80加氢裂化催化剂的体积比为‑13:1，精制段反应温度为370℃，体积空速为2.5h ；裂化段反应温度为360℃，体积空速为‑1 2.0h 。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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等； [0063] （3）将将步骤（1）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和氢油体积比为1500的反应系统。反应系统设置3个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，两段形式，其中第一反应器单独装填FBN系列保护剂和FF‑46加氢精制催化剂，第二反应器从上到下依次分别装填FF‑36精制催化剂以及FC‑60加氢裂化催化剂，FF‑36精制催化剂与FC‑60加氢裂化催化剂的体积比为2:1，精制段反应温度‑1 ‑1为380℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应温度为395℃，体积空速为1.5h 。反应流出物依次经过高压分离器、低压分离器以及分馏塔等，分馏塔的流出物再经过加压泵与高压氢气进入第三个反应器进行加氢裂化反应，反应系统压力为14MPa和氢油体积比为1000的反应系‑1 统，第三反应器装填FC‑52加氢裂化催化剂；反应温度为350℃；反应过程体积空速为1.5h ； 反应流出物依次经过高压分离器和低压分离器后与上述反应流出物一起进入分馏塔；反应系统可以共用高压氢气和循环氢。 [0064] FF‑46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2 为21.6%，氧化镍为4.3%，余量为氧化铝；FF‑66催化剂比表面积201m /g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表 2 面积215m/g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧 2 化硅含量为21%，余量为氧化铝；FC‑60催化剂比表面积223m/g，孔体积0.38ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.5%，氧化镍为6.0%，氧化硅含量为23%，余量为氧化铝； FC‑52催 2 化剂比表面积422m/g，孔体积0.29ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼为16.0%，氧化镍为5.5%，氧化硅含量为38%，余量为氧化铝。 [0065] 比较例1 [0066] 将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和氢油体积比为1500，反应系统设置2个反应器的反应系统进行加氢裂化反应，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，第二反‑1应器装填FC‑80加氢裂化催化剂，精制段反应温度为360℃，体积空速为1.0h ；裂化段反应‑1 温度为358℃，体积空速为1.5h 。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、柴油馏分以及高粘度指数尾油馏分等。 [0067] FF‑66催化剂比表面积201m2/g，孔体积0.39ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钼2 为23.0%，氧化镍为4.9%，余量为氧化铝；FC‑80催化剂比表面积215m /g，孔体积0.35ml/g，按催化剂重量百分比计，氧化钨为23.0%，氧化镍为6.5%，氧化硅含量为21%，余量为氧化铝。 [0068] 表1 蜡油馏分性质 [0069] [0070] 表2 技术应用效果 [0071] [0072] 表3 高粘度指数润滑油基础油原料性质 [0073] [0074] 由上述实例及比较例的实施效果可以看出，采用本发明技术后重石脑油收率、白油收率以及高粘度指数润滑油基础油原料的收率大幅增加，尤其是高附加值产品白油和润滑油基础油原料，蜡油馏分的利用率大幅提高，产品附加值大幅增加，具有良好的经济效益。 |
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