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一种重油多产芳烃的方法
申请号	CN201510493528.1	申请日	2015-08-12	公开(公告)号	CN105154135B	公开(公告)日	2017-05-17
申请人	中国石油大学(华东); 中国石油工程建设公司华东设计分公司; 中国石油天然气股份有限公司广东石化分公司;			发明人	王志刚; 袁明江; 李志超; 谢可堃; 连传敏; 孙兰义; 李军;
摘要	本发明公开了一种以低附加值的重油( 蜡油、渣油及其混合物)为原料，最大化生产芳烃产品(苯、甲苯和混合二甲苯，BTX)的重油加工组合工艺，包括催化裂化、选择性加氢改质和芳构化三个步骤。本发明将重油通过以催化裂化为龙头的装置进行处理，所产富芳烃组分再经选择性加氢改质，液化气及轻石脑油馏分芳构化等多个工艺过程进行组合集成，实现以重油为原料多产芳烃产品的目的，不仅能够最大限度地解决炼厂芳烃原料不足的问题，而且可提高炼厂加工重油的经济效益。
权利要求	1.一种多产芳烃产品的重油加工组合工艺，包括催化裂化、选择性加氢改质和芳构化三个步骤，其特征在于： a)将重油原料通过催化裂化反应器进行反应，在催化剂作用下，其富芳烃组分中富集了较高含量的芳烃组分； b)步骤a得到的富芳烃组分通过选择性加氢改质装置得到1#混合芳烃，并副产液化气和轻石脑油； c)步骤a得到的石脑油组分，通过轻重分离装置进行精馏分离，其轻石脑油馏分作为芳构化2子步骤的原料，其重石脑油馏分作为重整及芳烃抽提装置预加氢步骤的原料； d)步骤a得到的液化气，通过气体分馏塔进行C3、C4分离，选C4组分与步骤b副产的液化气和轻石脑一并作为芳构化2子步骤的原料生产混合芳烃； e)步骤a得到的干气，通过单独的芳构化1子步骤得到混合芳烃； f)步骤b、步骤d和步骤e得到的混合芳烃汇总在重整及芳烃抽提装置，最大化生产芳烃产品，步骤c得到的重石脑油馏分经预加氢及重整加工后也分离出其芳烃产品； g)步骤f得到的芳烃抽余油到步骤d的芳构化2子步骤中进行加工。 2.根据权利要求1所述的重油加工组合工艺，其特征在于所述催化裂化步骤反应条件为反应温度500～550℃、沉降器顶部压力0.2～0.5MPa、再生器顶部压力0.2～0.5MPa及提升管内油气停留时间2～5s。 3.根据权利要求1所述的重油加工组合工艺，其特征在于所述选择性加氢改质的工艺条件为空速0.6～1h-1、压力8～9MPa。 4.根据权利要求1所述的重油加工组合工艺，其特征在于所述芳构化1子步骤或者芳构化2子步骤的工艺条件为：反应压力0.45～0.65MPa、反应器入口温度240～405℃、反应器总温升40～90℃、反应器反应温度280～450℃、反应器催化剂再生温度400～450℃、反应器再生压力0.50～0.85MPa、原料重时空速0.5h-1、再生空速250～300h-1。 5.根据权利要求1所述的重油加工组合工艺，其特征在于所述选择性加氢改质步骤包括加氢精制、加氢转化和选择性烷基转移三个子步骤。
说明书全文	一种重油多产芳烃的方法技术领域 [0001] 本发明涉及一种芳烃的生产方法，特别涉及一种以重油为原料最大化生产芳烃产品的方法。背景技术 [0002] 轻质芳烃BTX(苯、甲苯、二甲苯)作为重要的基础有机化工原料及无铅优质汽油的掺合组份，其需求与日俱增。据报道，全球轻质芳烃的需求以每年4％～5％的速度增长，是世界GDP增速的2倍，是普通石油化工产品增速的3倍。而这样显著的增长在很大程度上可以归因于中国对轻质芳烃需求的增长。但是目前国内现有的芳烃生产量远远无法满足市场需求，只能花大量外汇从国外大量依靠进口。 [0003] 传统的芳烃生产方法采用铂重整过程制取，裂解制取乙烯及煤焦化同时副产芳烃产品。其主要原料为石脑油或者石脑油经催化重整后得到的重整油。随着芳烃需求的日益增长，全球的石脑油原料已经供不应求。石脑油只能来自原油的常压蒸馏，受石脑油原料资源的限制，炼厂中生产芳烃的原料资源面临短缺，采用石脑油生产芳烃的传统方法已经不能满足市场需求。 [0004] 由于石油资源有限，且作为重整原料的直馏石脑油在石油中平均比例不超过五分之一，故寻求新的原料来源生产轻质芳烃，意义重大。因此，采用替代原料生产芳烃并提高芳烃的产率就成了目前亟待解决的问题，同时也成为了研究的热点，国内外对此已进行了大量相关的研究工作。 [0005] 比如：一些公司采用催化轻循环油(LCO)为原料生产芳烃。轻循环油(LCO)是一种富含芳烃的循环油馏分油，总芳烃含量高达50％～80％，其中萘系双环芳烃占70％左右，单环芳烃和三环芳烃各占15％左右，其它为烷烃、环烷烃和烯烃等。UOP公司2007年开发了LCO加氢转化-选择性烷基转移生产二甲苯和苯产品的LCO-X工艺(参见美国专利US8404103和US8066867)。NOVA化学品公司在美国专利US7513988公开的ARO技术能够将低附加值的LCO转换成高附加值的轻烃和BTX，该工艺技术包含催化加氢和加氢产生环烷烃两步反应。 [0006] LCO的硫含量高，十六烷值只有20～35，点火性能差，不能直接作为循环油调和组分。催化裂化LCO过去主要用作车用循环油的调合组分，约占循环油的30％。随着我国新排放标准的实施，LCO的出路和经济利用遇到困难。采用催化轻循环油(LCO)为原料生产芳烃，为劣质LCO生产高价值轻质芳烃提供一条经济有效的加工技术路线。但上述加氢LCO经催化裂化反应生成轻质芳烃的工艺方法产率不高，一般在20％以下。 [0007] 中国石化股份有限公司石油化工科学研究院(RIPP)开发的石脑油非临氢改质技术，以轻石脑油和醚后碳四作为原料，在非临氢的条件下，经过碳四烯烃叠合和脱氢环化、石脑油选择性裂解、异构、齐聚和环化脱氢等一系列复杂反应，达到提高直馏汽油辛烷值的目的。该工艺产物分布中改质汽油收率在50wt％以上，改质汽油的芳烃含量20～30wt％，苯含量1～2wt％，烯烃含量0～5wt％，研究法辛烷值RON≥85，可作为高辛烷值汽油的调和组分。 [0008] 美国专利US4642402公开了一种轻烃芳构化生产芳烃的方法，特点是将C2～C5脂族烃通过催化转化为富含BTX的芳烃，进一步将其中的苯和/或甲苯循环反应以增加二甲苯的产率。 [0009] 中国专利CN101993320B公开了一种生产轻质芳烃的芳构化方法，以混合C4和C9+重质芳烃为原料，在非临氢条件下与芳构化催化剂在400～600℃充分接触反应。该方法除可以较大幅度的提高轻质芳烃收率外，还可以降低干气收率，为炼厂提供一条经济有效的加工剩余轻烃和重质芳烃资源的途径。 [0010] 中国专利CN101747933A公开了一种以低辛烷值石脑油和轻烃为原料，在含氢载气存在下，进行移动床芳构化改质的方法，采用移动床反应器和催化剂连续再生系统，石脑油、C3～C5的轻烃与含氢载气混合后进入移动床，与芳构化催化剂接触进行芳构化反应，反应产物经分离得到汽油组分和液化气。 [0011] 但是，上述几种方法采用C4为主要原料，对原油经分馏提取汽油、煤油、循环油后剩下的重油等低附加值产品没有很好的利用。 [0012] 中国石化洛阳石化工程公司炼制研究所，采用HCC(Heavy-oil Contact Cracking Process)工艺，实现重油直接裂解制乙烯，并兼产丙烯、丁烯和轻质芳烃(参见：重油直接裂解制乙烯的HCC工艺，沙颖逊、崔中强等，石油炼制与化工，第26卷第2期，1995年6月)。 [0013] 中国石油化工总公司在中国专利CN97119048.8中公开了一种烃类与固体粒状催化剂接触转化制乙烯、丙烯等低碳烯烃和轻质芳烃的烃类转化方法。适用于从炼厂气、液态烃到重质渣油的各种烃类的单独裂解或者共同为原料的裂解。该方法可以采用重油为原料生产轻质芳烃。 [0014] 但是，上述工艺方法虽然可以使用重油等原料，但其主要产品是乙烯，轻质芳烃的产率不高。 [0015] 韩国SK Innovation公司在美国专利US8962900和US8960901中公开了一种采用石油、煤、木材衍生物为原料生产轻质芳烃的方法。该方法中原料来源广泛，但是此方法需要分离大于11碳、6～10碳、小于5碳的烃类成分，生产工艺复杂。发明内容 [0016] 针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种以低附加值的重油(蜡油、渣油及其混合物)为原料，最大化生产芳烃产品(苯、甲苯和混合二甲苯，BTX)的重油加工组合工艺。 [0017] 为了实现上述目的，本发明提供的多产芳烃产品的重油加工组合工艺，包括将重油原料进行催化裂化、选择性加氢改质和芳构化三个步骤。 [0018] 具体而言，本发明提供的重油加工组合工艺，包括催化裂化、所产富芳烃组分再经选择性加氢改质，液化气及轻石脑油馏分芳烃化、重石脑油预加氢、以及芳构化和选择性加氢改质后的重整及芳烃抽提的步骤。 [0019] 优选的重油原料密度为0.850～1.098g/cm3、硫含量＜0.80wt％、氮含量＜3000μg/g、残炭值＜8.0wt％及Ni+V＜100μg/g。 [0020] 上述芳构化步骤包括芳构化1、芳构化2两个子步骤，分别以催化裂化干气和C4组分为原料。 [0021] 如图1所述，上述生产芳烃产品的具体工艺方法为： [0022] a)将重油原料1通过催化裂化反应器2进行反应，在催化剂作用下，其富芳烃组分7中富集了较高含量的芳烃组分； [0023] b)步骤a得到的富芳烃组分7通过选择性加氢改质装置11得到1#混合芳烃15，并副产液化气和轻石脑油14作为芳构化2的原料； [0024] c)步骤a得到的石脑油组分5，通过轻重分离装置10进行精馏分离，其轻石脑油馏分12作为芳构化2子步骤的原料，其重石脑油馏分13作为重整及芳烃抽提装置20预加氢步骤的原料(轻重石脑油馏分也可根据产品市场情况改做汽油调和组分)； [0025] d)步骤a得到的液化气4，通过气体分馏塔9进行C3、C4分离，选C4组分作为芳构化2子步骤的原料生产混合芳烃(与步骤e的产物混合成2#混合芳烃)，步骤b得到的液化气和轻石脑油14也一并作为芳构化2子步骤的原料； [0026] e)步骤a得到的干气3，通过单独的芳构化1子步骤得到混合芳烃(与步骤d的产物混合成2#混合芳烃)； [0027] f)步骤b、步骤d和步骤e得到的混合芳烃汇总在重整及芳烃抽提装置20，最大化生产芳烃产品22，步骤c得到的轻石脑油重馏分13经预加氢及重整加工后也分离出其芳烃产品22； [0028] g)步骤f得到的芳烃抽余油21到步骤d的芳构化2子步骤中进行加工。 [0029] 特定的催化裂化反应能够促进催化裂化步骤之后的芳构化反应，使烷烃、烯烃环化生成环烷烃及环烯烃，然后进一步进行氢转移反应，最终实现多产芳烃的目的。催化裂化生产的富芳烃组分中的芳烃含量不仅随原油种类的变化而变化，而且还受催化裂化装置操作条件、操作模式和催化剂类型的影响。对后续的选择性加氢改质步骤产生重大的影响。因此，催化裂化反应条件的选择就显得尤为重要。优选的催化裂化步骤反应条件为反应温度500～550℃、催化裂化沉降器顶部压力0.2～0.5MPa、催化裂化再生器顶部压力0.2～ 0.5MPa及提升管内油气停留时间2～5s。 [0030] 选择性加氢改质工艺的主要目的是将催化裂化产生的富芳烃原料通过选择性加氢转化为芳烃产品，主要工艺过程包括原料的加氢精制、加氢转化和选择性烷基转移三个子步骤，以实现芳烃收率最大化，其未转化的原料不足5wt％。通过汽提塔和分馏塔将来自上述三个子步骤生产的物料进行分离。选择性加氢改质步骤副产的液化气和轻石脑油14不必经过分离而一同作为芳构化2子步骤的原料。优选的工艺条件为空速0.6～1h-1、压力8～9MPa。 [0031] 芳构化反应是在非临氢条件下，采用固定床反应器切换操作方式进行的。轻烃分子首先在催化剂的表面通过发生化学吸附作用被活化成碳正离子，然后转化为C2～C4烯烃中间产物。中间产物极易低度共聚生成C6～C9烯烃，最后低聚物再通过环化、异构化、氢转移和脱氢等反应步骤生成含芳烃组分。优选的工艺条件为反应压力0.45～0.65MPa、反应器入口温度240～405℃、反应器总温40～90℃、反应器正常反应温度280～450℃、反应器催化剂再生温度400～450℃、反应器再生压力0.50～0.85MPa、原料重时空速0.5h-1、再生空速-1250～300h 。 [0032] 当芳构化反应进行一段时间后，催化剂将会积碳失活，需再生处理，再生时芳构化单元的再生配风和催化单元的再生配风可以集中考虑，芳构化单元再生的烟气可统一并入催化烟气系统。 [0033] 气体分馏可以采用常规工艺流程，包括脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔、碳四分馏塔和脱戊烷塔共5个塔。典型的工艺流程如下： [0034] 液化气由蒸气预热到87℃，由泵打入脱丙烷塔，操作压力2.0MPa，温度48℃，塔顶产物为乙烯、乙烷、丙烷和丙烯的混合物，塔底产物C4、C5组分进入C4精馏塔。塔顶馏出物进入脱乙烷塔，在压力为3.0MPa、温度59℃下操作，塔顶主产物为乙烷，塔底产物主要为丙烷和丙烯。脱乙烷塔的塔底产物进入丙烯塔，操作压力1.5MPa，温度30℃。丙烯塔的塔顶产物为精丙烯，纯度为99.6％，塔底主产物为丙烷。脱丙烷塔的塔底产物泵入脱戊烷塔，操作压力0.7MPa，操作温度为56℃，脱戊烷塔塔底主产品为戊烷,组成塔顶产物是丁烯馏分(参见：气体分馏过程工艺条件的优化，王政、吕向红等，青岛科技大学学报，第25卷第4期2004年8月和中国专利CN102603456B)。 [0035] 石脑油的轻重分离装置可以采用常规的分馏塔，取馏程为初馏点～100℃作为轻馏分；馏程为100℃～205℃作为重馏分。 [0036] 预加氢步骤可以采用氢气循环流程和重整氢一次通过流程。前者需要一台循环氢压缩机，反应过程中氢不断循环；后者不需要循环氢压缩机，部分或全部重整氢气进入预加氢反应系统，重整反应产生的氢气则经过油气分离器送出装置。 [0037] 本发明中重整其典型工艺流程是：重整进料经过预处理后，首先和来自高压分离罐的循环氢混合，经换热到一定的反应温度后，进入第一个重整反应器进行重整反应，生成油气从第一个重整反应器出来后再加热到一定的反应温度，之后进入第二个重整反应器继续进行重整反应，如此直到第四个重整反应器。从第四个重整反应器出来的高温重整油气经降温后，进入高压油气分离罐进行气液分离。分离后的含氢气体一部分作为循环氢，另一部分含氢气体进入氢气提纯系统，经过提纯操作后作为重整副产品送出装置。在重整反应的同时，重整催化剂在4个反应器中自上而下缓慢移动，结焦后的催化剂从第四个重整反应器底部出来后，送入催化剂再生器进行再生，再生后的催化剂作为新鲜催化剂送入第一个重整反应器继续进行重整反应，一直这样循环进行(参见：徐承恩.催化重整工艺与工程.中国石化出版社，2006)。 [0038] 芳烃抽提可以采用Udex工艺、Sulfolane工艺、Mor phylane工艺、Distapex工艺、SED工艺、GT BTX工艺等，优选为Sulfolane工艺，该工艺以环丁砜为溶剂，是目前使用最广泛的一种工艺。Sulfolane工艺包括环丁砜抽提、非芳烃水洗、汽提脱轻组分、芳烃溶剂分离、水汽提及溶剂再生六道工序，其作用是完成芳烃与非芳烃组分的分离。其典型工艺流程是：在抽提塔中，以环丁砜为溶剂溶解大部分芳烃，使之与非芳烃分开；富溶剂在汽提塔中脱除剩余的非芳烃，并将二次富溶剂送回到回收塔中，将芳烃与溶剂分离；抽余油在水洗塔可脱除洗涤水中痕量的非芳烃，并产生汽提蒸汽供回收塔用；再生塔则脱除系统产生的老化溶剂；由于生产的连续性，在系统中溶剂和水不断进行回收并循环使用，所以整个工艺流程又可分为油循环、水循环和溶剂循环三个系统。 [0039] 上述工艺过程以环丁砜为溶剂抽提芳烃回收率高，原料范围宽，可抽提C6～C11范围内的芳烃。 [0040] 通过以上组合工艺，以200万吨重油为例，得到的混合芳烃产品数量不少于87万吨，即混合芳烃收率不少于43.5％。附图说明 [0041] 图1为本发明方法的流程示意图 [0042] 附图标识说明： [0043] 1—重油原料； [0044] 2—催化裂化反应器； [0045] 3—干气； [0046] 4—液化气； [0047] 5—石脑油组分； [0048] 6—轻循环油； [0049] 7—富芳烃组分； [0050] 8—油浆产品； [0051] 9—气体分馏塔； [0052] 10—轻重分离装置； [0053] 11—选择性加氢改质装置； [0054] 12—轻石脑油馏分； [0055] 13—重石脑油馏分； [0056] 14—液化气和轻石脑油； [0057] 15—1#混合芳烃； [0058] 16—芳构化1装置； [0059] 17—芳构化2装置； [0060] 18—2#混合芳烃； [0061] 19—预加氢装置； [0062] 20—重整及芳烃抽提装置； [0063] 21—芳烃抽余油； [0064] 22—芳烃产品；具体实施方式 [0065] 下面通过实施例对本发明做进一步详细说明，这些实施例仅用来说明本发明，并不限制本发明的范围。 [0066] 实施例1 [0067] a)将重油原料1通过催化裂化反应器2步骤进行反应，在催化剂作用下，其富芳烃组分7中富集了较高含量的芳烃组分。 [0068] 重油原料的性质为密度0.95g/cm3、硫含量＜0.5wt％、氮含量＜2000μg/g，残炭值＜8wt％、Ni+V＜25μg/g。 [0069] 催化裂化反应条件：反应温度为510～530℃，沉降器顶部压力为0.2～0.3MPa，再生器顶部压力0.2～0.3MPa，提升管内油气停留时间3～5s，剂油比为6，回炼比为0.05。根据沸点的不同分离出产物的各个组分。 [0070] 在上述工艺条件下，催化裂化步骤的原料与产物的组成如下表1所示： [0071] 表1 [0072]序号物料名称收率，％产量，万吨/年一进料 1 重油进料 100 200 二产物 1 干气 3.5 7 2 液化气 15.5 31 3 轻石脑油馏分 17.1 34.2 4 重石脑油馏分 27.5 55.0 5 轻循环油 5.6 11.2 6 富芳烃组分 18.3 36.6 7 油浆 4.5 9.0 8 烧焦 8 16 合计 100 200 [0073] b)步骤a得到的富芳烃组分7通过选择性加氢改质步骤，得到1#混合芳烃15，并副产液化气和轻石脑油14。 [0074] 针对上述催化裂化步骤产生的选择性加氢原料进行选择性加氢改质反应，该过程的原料性质及操作条件如下表2所示： [0075] 表2 [0076]项目数据工艺条件空速，h-1 0.6～1 压力，MPa 8～9 原料性质密度，g/cm3 0.95～1.0 馏程T95，℃ 200～400 硫含量，wt％ 0.2～1.0 氮含量，ppm(w/w) 200～750 芳烃含量，wt％ 80～90 十六烷值 13～18 [0077] 在上述工艺条件下，选择性加氢步骤后产物的组成如下表3所示： [0078] 表3 [0079]产物性质液化气轻石脑油混合芳烃干气及其它产物收率，％ 24 24 48 4 芳烃含量，wt％ - - - C5～C7烷烃，wt％ - 80～90 - - 环烷烃，wt％ - 10～20 - - 硫，ppm(w/w) <10 <10 <10 - 研究法辛烷值(RON) - 76～82 - - 十六烷值 - - 28～33 - [0080] c)步骤a得到的石脑油组分5，通过精馏进行轻重分离，取为馏程为初馏点～100℃的轻馏分12作为芳构化2子步骤的原料；馏程为100℃～205℃的重馏分作为重整及芳烃抽提装置20预加氢步骤的原料(轻重石脑油馏分也可根据产品市场情况改做汽油调和组分)，采用氢气循环流程进行预加氢。 [0081] d)步骤a得到的液化气组分4，进行C3、C4分离，工艺过程如下： [0082] 液化气由蒸气预热到87℃，由泵打入脱丙烷塔，操作压力2.0MPa，温度48℃，塔顶产物为乙烯、乙烷、丙烷和丙烯的混合物，塔底产物C4、C5组分进入C4精馏塔。塔顶馏出物进入脱乙烷塔，在压力为3.0MPa、温度59℃下操作，塔顶主产物为乙烷，塔底产物主要为丙烷和丙烯。脱乙烷塔的塔底产物进入丙烯塔，操作压力1.5MPa，温度30℃。丙烯塔的塔顶产物为精丙烯，纯度为99.6％，塔底主产物为丙烷。脱丙烷塔的塔底产物泵入脱戊烷塔，操作压力0.7MPa，操作温度为56℃，脱戊烷塔塔底主产品为戊烷，组成塔顶产物是丁烯馏分。 [0083] 取C4组分作为所述芳构化2子步骤的原料生产混合芳烃(与步骤e的产物混合成2#混合芳烃)，步骤b得到的液化气和轻石脑油14也一并作为芳构化2子步骤的原料。 [0084] 芳构化2子步骤操作条件如下表4所示： [0085] 表4 [0086]序号项目指标 1 反应压力，MPa 0.45～0.65 2 反应器入口温度，℃ 240～405 3 反应器总温升，℃ 40～90 4 反应器正常反应温度，℃ 280～450 5 反应器催化剂再生温度，℃ 400～450 6 反应器再生压力，MPa 0.50～0.85 7 原料重时空速，h-1 0.5 8 再生空速，h-1 250～300 [0087] 芳构化2子步骤采用的催化剂理化性质，如下表5所示： [0088] 表5 [0089] [0090] 在上述工艺条件下，芳构化2子步骤的原料及产物的组成如下表6所示： [0091] 表6 [0092] [0093] [0094] e)步骤a得到的干气3，经过单独的芳构化1子步骤生产混合芳烃(与步骤d的产物混合成2#混合芳烃)。 [0095] 芳构化1子步骤采用与芳构化2子步骤相同的操作条件。催化剂性质如下表7所示： [0096] 表7 [0097] [0098] 在上述工艺条件下，芳构化1子步骤的原料及产物的组成如下表8所示： [0099] 表8 [0100] [0101] [0102] f)步骤b、步骤d和步骤e得到的混合芳烃汇总在重整及芳烃抽提装置20，最大化生产芳烃产品22，步骤c得到的重石脑油馏分13经预加氢及重整加工后，分离出其芳烃产品22。 [0103] 重整工艺采用常规的UOP第二代连续重整工艺；芳烃抽提采用Sulfolane工艺。 [0104] g)步骤f得到的芳烃抽余油21也到步骤d的芳构化2子步骤中进行加工。 [0105] 经过上述各个步骤，200万吨重油原料最终生产的混合芳烃为87万吨，即混合芳烃收率为43.5％ [0106] 实施例2 [0107] a)将重油原料1通过催化裂化步反应器2进行反应，在催化剂作用下，其富芳烃组分7中富集了较高含量的芳烃组分。 [0108] 重油原料的性质为密度1.098g/cm3、硫含量＜0.80wt％、氮含量＜3000μg/g、残炭值＜8.0wt％及Ni+V＜100μg/g。 [0109] 催化裂化反应条件：500～550℃、沉降器顶部压力0.2～0.5MPa、再生器顶部压力0.2～0.5MPa及提升管内油气停留时间2～5s，剂油比为6，回炼比为0.05。根据沸点的不同分离出产物的各个组分。 [0110] 在上述工艺条件下，催化裂化步骤的原料与产物的组成如下表9所示： [0111] 表9 [0112]序号物料名称收率，％产量，万吨/年一进料 1 重油进料 100 200 二产物 [0113]1 干气 3.8 7.6 2 液化气 16.5 33 3 轻石脑油馏分 17.8 35.6 4 重石脑油馏分 25.5 51 5 轻循环油 6.6 13.2 6 富芳烃组分 17.7 35.4 7 油浆 4.3 8.6 8 烧焦 7.8 15.6 合计 100 200 [0114] b)步骤a得到的富芳烃组分7通过选择性加氢改质步骤，得到1#混合芳烃15，并副产液化气和轻石脑油14。 [0115] 针对上述催化裂化步骤产生的选择性加氢原料进行选择性加氢改质反应，该过程的原料性质及操作条件如下表10所示： [0116] 表10 [0117]项目数据工艺条件空速，h-1 0.6～1 压力，MPa 8～9 原料性质密度，g/cm3 0.97～1.2 馏程T95，℃ 200～400 硫含量，wt％ 0.2～1.0 氮含量，ppm(w/w) 200～750 芳烃含量，wt％ 80～90 十六烷值 13～18 [0118] 在上述工艺条件下，选择性加氢步骤后产物的组成如下表11所示： [0119] 表11 [0120]产物性质液化气轻石脑油混合芳烃干气及其它产物收率，％ 21 26 49 4 芳烃含量，wt％ - - - [0121]C5～C7烷烃，wt％ - 78～85 - - 环烷烃，wt％ - 10～20 - - 硫，ppm(w/w) <10 <10 <10 - 研究法辛烷值(RON) - 80～85 - - 十六烷值 - - 25～31 - [0122] c)步骤a得到的石脑油组分5，通过轻重分离，取为馏程为初馏点～100℃的轻馏分12作为芳构化2子步骤的原料；馏程为100℃～205℃的重馏分作为重整及芳烃抽提装置20预加氢步骤的原料(轻重石脑油馏分也可根据产品市场情况改做汽油调和组分)，采用氢气循环流程进行预加氢。 [0123] d)步骤a得到的液化气组分4，进行C3、C4分离，工艺过程同实施例1，取C4组分作为所述芳构化2子步骤的原料生产混合芳烃(与步骤e的产物混合成2#混合芳烃)，步骤b得到的液化气和轻石脑油14也一并作为芳构化2子步骤的原料； [0124] 芳构化2子步骤操作条件如下表12所示： [0125] 表12 [0126]序号项目指标 1 反应压力，MPa 0.45～0.65 2 反应器入口温度，℃ 240～405 3 反应器总温升，℃ 40～90 4 反应器正常反应温度，℃ 280～450 5 反应器催化剂再生温度，400～450 ℃ 6 反应器再生压力，MPa 0.50～0.85 7 原料重时空速，h-1 0.5 8 再生空速，h-1 250～300 [0127] 芳构化2子步骤采用的催化剂理化性质，如下表13所示： [0128] 表13 [0129] [0130] [0131] 在上述工艺条件下，芳构化2子步骤的原料及产物的组成如下表14所示： [0132] 表14 [0133] [0134] e)步骤a得到的干气3，通过单独的芳构化1子步骤生产混合芳烃(与步骤d的产物混合成2#混合芳烃)。 [0135] 芳构化1子步骤采用与芳构化2子步骤相同的操作条件。催化剂性质如下表15所示： [0136] 表15 [0137] [0138] 在上述工艺条件下，芳构化1子步骤的原料及产物的组成如下表16所示： [0139] 表16 [0140] [0141] f)步骤b、步骤d和步骤e得到的混合芳烃汇总在重整及芳烃抽提装置20，最大化生产芳烃产品22，步骤c得到的重石脑油馏分13经预加氢及重整加工后也分离出其芳烃产品22。 [0142] 重整工艺采用常规的UOP第二代连续重整工艺；芳烃抽提采用Sulfolane工艺。 [0143] g)步骤f得到的芳烃抽余油21也到步骤d的芳构化2子步骤中进行加工。 [0144] 经过上述各个步骤，200万吨重油原料最终生产的混合芳烃为90万吨，即混合芳烃收率为45％ [0145] 从上述实施例可以看出，本发明充分利用了催化裂化过程产生的附加值低的干气、液化气、轻循环油等产品，显著地提高了全厂的经济效益。在本发明中将重油通过以催化裂化为龙头的装置进行处理，所产富芳烃组分再经选择性加氢改质，液化气及轻石脑油馏分芳烃化等多个工艺过程进行组合集成，实现以重油为原料多产芳烃产品的目的，不仅能够最大限度地解决炼厂芳烃原料不足的问题，而且可提高炼厂加工重油的经济效益。 [0146] 应当指出，以上所述仅是本发明的优选实施方式，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

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