煤焦油和渣油加氫裂化、催化裂化與芳烴抽提處理工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種煤焦油和渣油加氫裂化-催化裂化-柴油芳烴抽提組合處理方法，內(nèi)容包括：煤焦油減壓蒸餾得到輕質煤焦油和重質煤焦油；輕質煤焦油和渣油混合后進行加氫裂化反應，得到氣體、汽油、柴油、減壓瓦斯油和尾油；尾油與重質煤焦油混合后，在超臨界條件下進行催化裂化反應，得到裂化氣、催化裂化汽油、催化裂化柴油、重質餾分油和裂化油漿；其中加氫裂化得到的柴油與催化裂化柴油混合后進行芳烴抽提，抽出油與催化裂化重餾分油部分或全部返回催化裂化裝置進行裂化反應，抽余油出裝置得到高十六烷值柴油。本發(fā)明方法可提高原料轉化率、減少結焦、提高輕質油收率，延長催化裂化催化劑壽命，獲得高十六烷值的柴油組分。
【專利說明】煤焦油和渣油加氫裂化、催化裂化與芳烴抽提處理工藝
【技術領域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種煤焦油和渣油聯(lián)合處理工藝，具體地說是涉及一種煤焦油和渣油 加氫裂化一催化裂化一芳烴抽提組合處理工藝生產(chǎn)輕質油的方法。
【背景技術】
[0002] 全球經(jīng)濟快速發(fā)展，人民生活水平不斷提高及環(huán)保意識不斷增強，對清潔燃料油 的需求越來越大。但目前，可供開采的輕質原油比重及產(chǎn)量不斷下降，原油質量日趨劣質 化，渣油質量越來越差，如何有效利用轉化這些渣油實現(xiàn)多產(chǎn)輕質油品的目的，是當前煉油 工作者亟待解決的重要課題之一。
[0003] 我國的能源結構可以概括為"缺油、"少氣"、"富煤"。隨著輕質原油等常規(guī)資源比 重減小，煤焦油等非常規(guī)資源比重開始變大，煤焦油是高溫煉焦過程中產(chǎn)生的副產(chǎn)物，煤焦 油主要分成以下組分：輕油、酚油、洗油、浙青等產(chǎn)品，煤焦油通過減壓蒸餾、常壓蒸餾和常 減壓蒸餾等工藝得到不同的初產(chǎn)品，如酚油、萘油等；煤焦油除作為化工原料外，煤焦油被 逐漸開發(fā)加氫生產(chǎn)輕質燃料油。煤焦油加氫生產(chǎn)輕質餾分油過程中存在一定難題，尤其是 高溫煤焦油，原料中芳烴等稠環(huán)芳烴含量很高，這種原料加工時，一方面稠環(huán)芳烴很容易聚 合生焦造成催化劑結焦失活，影響催化劑壽命及裝置運轉周期，另外，芳烴加氫飽和受動力 學和熱力學雙重限制，加氫飽和難度大，即使采用專門的加氫精制催化劑在苛刻的條件下 進行反應，芳烴飽和程度有限，對應的生成油中仍存在大量芳烴組分，導致煤焦油加氫生成 的柴油十六烷值較低難以達到規(guī)格要求。因此綜合來說，這也是我國目前煤焦油工業(yè)化需 要解決的問題。
[0004] 劣質渣油加工方面，加工工藝主要包括脫碳與加氫兩類，脫碳主要包括RFCC、焦化 及溶劑脫浙青等，加氫工藝主要包括固定床加氫、沸騰床加氫、移動床加氫等，其中以固定 床及沸騰床加氫最為成熟，操作簡便，對原料的適應性強，但仍存在一定的局限性，尤其是 處理浙青質或金屬含量較高的劣質渣油時，隨著轉化率提高，渣油膠體結構破壞，在轉化率 較低時就會出現(xiàn)結焦現(xiàn)象，導致催化劑表面積碳結焦，既影響渣油的轉化率及輕質油收率， 又影響裝置操作周期，因此如何盡可能地提高劣質渣油的轉化率及延長裝置運轉周期是目 前急需解決的一個問題。
[0005] 專利CN102443414A公開了一種重質原料油沸騰床加氫處理方法，使用沸騰床加 氫處理反應器，重質原料油和氫氣從底部進入反應器進行反應，反應后物料從頂部排出反 應器，沸騰床加氫處理反應器內(nèi)使用至少兩種催化劑的混合催化劑，其混合體積比為1 : (0. 1?10)。此方法是重質原料油單獨進入沸騰床反應器，在氫氣和催化劑存在條件下進 行加氫處理反應，但當重質原料油性質特別差如浙青質含量高時，在這種情況下，重質原料 油本身容易隨轉化率提高而穩(wěn)定性變差，導致在后續(xù)裝置中出現(xiàn)反應產(chǎn)物分相結焦的現(xiàn) 象，繼而導致裝置堵塞，影響裝置的長周期運轉。
[0006] 專利CN1307086A公開了一種超臨界流體中渣油催化裂化方法，使用催化裂化反 應器，采用汽油餾分、柴油餾分、苯、二甲苯等為超臨界介質，在超臨界條件下進行催化裂化 反應，最終得到裂化氣、輕質餾分油、重質餾分油和裂化殘渣油等。本發(fā)明專利相較傳統(tǒng)渣 油催化裂化方法，對原料適應性有所提高，但仍有限制；當原料性質較差時，催化劑結焦失 活速度會很快，嚴重影響催化劑使用壽命。超臨界流體是很適宜環(huán)境友好化學工藝過程開 發(fā)的一種溶劑，具有密度大、粘度小、擴散系數(shù)大的特點，這將提高流體的運動速度和分離 過程的傳質速率，傳質速率大大高于液相過程。超臨界流體具有的上述特性，使在超臨界流 體中進行的化學反應具有提高擴散速率、增加反應物溶解等優(yōu)點。目前渣油或煤焦油在超 臨界溶劑下單獨進行化學反應研究或應用已見報道，但是兩種劣質原料以一定比例混合在 超臨界溶劑中進行化學反應的研究尚未報道。
[0007] CN102443436A公開了一種渣油加氫處理、催化裂化與柴油芳烴抽提組合方 法。在此方法中，渣油在氫氣和加氫催化劑存在下進行加氫處理，流出物分離得到氣相和液 相產(chǎn)物，液相產(chǎn)物不經(jīng)分餾直接進入催化裂化裝置進行反應，反應流出物分離得到干氣、液 化氣、催化裂化汽油、催柴及重餾分油，催柴經(jīng)過芳烴抽提，抽出油與催化裂化重餾分油經(jīng) 過過濾后循環(huán)至加氫處理裝置，抽余油出裝置得高十六烷值柴油。此方法中，加氫裂化反應 流出物不經(jīng)分餾直接進催化裂化裝置反應，無疑增大了催化裂化裝置的負荷，影響了裝置 的處理能力；其次加氫裂化反應流出物中含有一定量輕組分，這部分輕組分進入催化裂化 裝置后會發(fā)生二次反應，致使輕質餾分油減少，而氣體產(chǎn)率增大，造成一定的經(jīng)濟損失。
【發(fā)明內(nèi)容】
[0008] 針對現(xiàn)有工藝中，劣質渣油和煤焦油單獨加氫裂化易結焦、轉化率低、輕質油收率 低且質量差的問題，本發(fā)明提供一種將劣質渣油與煤焦油組合處理方法。本發(fā)明方法可以 延長裝置運轉周期，提高輕質油品收率和產(chǎn)品質量。
[0009] 本發(fā)明提供一種煤焦油和渣油加氫裂化一催化裂化一芳烴抽提組合處理方法，包 括以下內(nèi)容： (1) 煤焦油經(jīng)減壓蒸餾后，得到輕質煤焦油和重質煤焦油； (2) 步驟（1)中的輕質煤焦油和渣油混合后，與氫氣一起進入沸騰床反應器，與加氫裂 化催化劑接觸，進行加氫裂化反應； (3) 步驟（2)所得加氫裂化流出物進入分離器，分離得到氣體和液相產(chǎn)物，所述液相產(chǎn) 物進入分餾塔分餾得到汽油、柴油、減壓瓦斯油和尾油； (4) 步驟（3)中的尾油和步驟（1)中的重質煤焦油進入緩沖罐與超臨界溶劑混合，加壓 至所述超臨界溶劑的臨界壓力或超臨界壓力，加熱至所述超臨界溶劑的臨界溫度或超臨界 溫度后，進入催化裂化裝置與催化裂化催化劑接觸進行催化裂化反應，得到裂化氣、催化汽 油、催化柴油、重質餾分油、裂化殘渣油； (5) 步驟（3)得到的柴油與步驟（4)中得到的催化柴油混合進入芳烴抽提裝置，與芳烴 抽提溶劑接觸后，抽出油經(jīng)回收溶劑后與步驟（4)得到的重質餾分油混合，部分或全部循環(huán) 回催化裂化裝置繼續(xù)反應，抽余油經(jīng)回收溶劑后得到高十六烷值柴油。
[0010] 本發(fā)明方法中，步驟（1)中所述輕質煤焦油的干點為480?520°C。
[0011] 本發(fā)明方法中，步驟（2)中輕質煤焦油與渣油的混合重量比為1:10?1:1，優(yōu)選 1:8 ?1:1。
[0012] 本發(fā)明方法中，步驟（3)中所得減壓瓦斯油可以全部出裝置，也可以部分或者全部 循環(huán)回沸騰床反應器進行加氫裂化反應，減壓瓦斯油與渣油循環(huán)重量比0?0. 25。
[0013] 本發(fā)明方法中，步驟（1)中的輕質煤焦油還可以從沸騰床反應器催化劑床層的一 個或多個不同高度的位置沿反應器切線方向進入沸騰床反應器。
[0014] 本發(fā)明方法中所采用的加氫裂化催化劑為負載型催化劑，其中催化劑的活性金屬 可以為鎳、鈷、鑰或鎢等一種或多種，以金屬氧化物計，鎳或鈷含量為lwt%?12wt%，鑰或鎢 為2wt%?15wt%。催化劑顆粒直徑為0· 3mm?0· 8mm,堆密度為0· 6?0· 9g/cm3,比表面積 為 100 ?280m2/g。
[0015] 本發(fā)明方法中，沸騰床反應器加氫裂化反應條件為：反應溫度380?450°C，反應 壓力8?20MPa，空速0. 2?3. OtT1，氫油體積比600?2500。優(yōu)選反應條件為：反應溫度 400°C?440°C，反應壓力12?16MPa，空速0· 5?1. 51Γ1，氫油體積比800?1200。
[0016] 本發(fā)明方法中，所述超臨界溶劑為苯、甲苯、二甲苯、環(huán)己烷、環(huán)戊烷、汽油餾分、柴 油餾分中的一種或幾種，優(yōu)選汽油和/柴油餾分。
[0017] 步驟（4)中所述超臨界溶劑與緩沖罐新鮮原料油(尾油和重質煤焦油的混合物）的 重量比稱為劑油比，比值為〇. 05?8. 0,優(yōu)選1. 5?6. 0。
[0018] 本發(fā)明方法中，所述催化裂化反應條件為：反應溫度為360?505°C，反應壓力為 3. 0?18MPa，重量空速為25?δΟΙΓ1。優(yōu)選反應條件為：反應溫度為390?455°C，反應壓 力為5. 0?16. OMPa，重量空速為45?ΘΟΙΓ1。所述的催化裂化反應器可以是常規(guī)的催化裂 化反應器，如提升管反應器。
[0019] 本發(fā)明方法中，催化裂化裝置所用催化劑為常規(guī)催化裂化催化劑，其中含有5? 25wt%的沸石分子篩，其余75?95wt%為硅酸鋁載體。
[0020] 本發(fā)明方法中，步驟（4)中催化裂化所得重質餾分油可以全部出裝置，也可以部分 出裝置，剩余部分作為回煉油與芳烴抽提抽出油混合與新鮮原料一起進行催化裂化反應， 也可以全部作為回煉油循環(huán)回催化裂化裝置，回煉油與新鮮原料重量比為0?0. 6。
[0021] 本發(fā)明方法中，步驟（5)中芳烴抽提工藝可以是任何適用于本發(fā)明的現(xiàn)有技術，優(yōu) 選雙溶劑抽提工藝，抽提所用溶劑可以為糠醛、二甲亞砜、N、N-二甲基甲酰胺以及芳烴含量 不大于4wt%的輕質油中的一種或幾種。本發(fā)明優(yōu)選含有金屬離子的糠醛作為第一溶劑，含 有金屬離子可以增強萃取單環(huán)芳烴及雙環(huán)以上芳烴的能力；輕質油作為第二溶劑，溶劑比 即原料：糠醛：輕質油重量比為1:0. 4?3. 0:0. 5?1. 5,優(yōu)選1:0. 5?1. 2:0. 6?1. 2。所 述抽提塔塔頂溫度60?100°C，塔中溫度50?70°C，塔底溫度30?40°C。
[0022] 本發(fā)明方法中，步驟（3)中所得汽油和/或柴油餾分可以作為超臨界溶劑使用。
[0023] 本發(fā)明方法中，所述渣油可以是常壓渣油、減壓渣油、超稠原油，減粘渣油、焦油浙 青、油砂浙青、乙烯裂化焦油或煉廠污油中的一種或幾種。
[0024] 本發(fā)明方法中，所述煤焦油可以是煤在高溫干餾和氣化過程中副產(chǎn)的粘稠狀液體 產(chǎn)品，產(chǎn)率約占煉焦干煤的3wt%?5wt%。
[0025] 本發(fā)明方法中所采用的分離設備包括熱高分、熱低分、冷高分和冷低分等，分餾設 備可以為常壓分餾塔或減壓分餾塔。
[0026] 本發(fā)明方法具有如下優(yōu)點： 1、煤焦油或劣質渣油單獨加氫反應時，由于原料自身組成特性會出現(xiàn)體系易結焦，轉 化率低等問題；將煤焦油分餾為輕質煤焦油和重質煤焦油，將輕質煤焦油和渣油組合處理， 將重質煤焦油和尾油混合后在超臨界溶劑存在條件下進入催化裂化裝置處理，可以有效提 高混合體系的芳香度，芳香度變高可以提高混合體系膠體穩(wěn)定性及對浙青質的溶解能力， 進而允許原料有更高的轉化率，降低結焦，提高輕質油收率，延長裝置運轉周期。
[0027] 2、在渣油膠體結構中，吸附-溶劑化層中有一部分烴類受膠核附加的引力作用， 在無外加活性添加劑作用下即使其達到沸點也難以轉入氣相，最終滯留在稠環(huán)芳烴中形成 焦炭，輕質煤焦油餾分中的苯酚是一種很好的活性添加劑，它能使浙青膠團與膠核發(fā)生作 用，減弱其附加的引力場，使被吸附和包裹的烴類更多地被釋放出來，一方面可以提高輕質 油收率，另一方面可以減少焦炭產(chǎn)生。
[0028] 3、加氫裂化尾油和重質煤焦油混合后，在超臨界溶劑存在下進入催化裂化裝置進 行反應，在超臨界溶劑條件下可以增加反應物溶解性能，降低反應溫度，大部分淺度縮合反 應產(chǎn)物以液態(tài)形式留著裂化殘渣油中，只在催化劑上生成微量焦炭，減緩生焦速率，延長催 化劑壽命，加強處理劣質原料的能力，拓展原料范圍，防止原料油進行深度縮合反應，。
[0029] 4、輕質煤焦油采取從沸騰床反應器催化劑床層的幾個不同高度的位置沿反應器 的切線方向進入沸騰床反應器，在高溫狀態(tài)下采用分段進料方式，兩種原料在沸騰狀態(tài)下 能夠實現(xiàn)更好地互溶，增強整個體系的芳香度及膠體穩(wěn)定性。
[0030] 5、本發(fā)明方法中，減壓瓦斯油中富含芳香烴，循環(huán)回沸騰床反應器，可以進一步提 高混合原料體系的穩(wěn)定性及對浙青質的溶解度，對渣油的生焦反應起到阻滯作用。
[0031] 6、本發(fā)明方法中，煤焦油加氫裂化液相產(chǎn)物中存在大量芳烴，分餾得到的柴油餾 分十六烷值偏低，采用芳烴抽提裝置萃取其中的芳烴組分，可以得到高十六烷值的柴油；抽 出油可以與催化裂化重循環(huán)油經(jīng)過濾后與新鮮原料混合進入催化裂化裝置，因抽出油中含 有大量芳烴，可改善新鮮原料的穩(wěn)定性，減少催化裂化反應過程中的結焦，延長催化劑使用 壽命。
[0032] 7、本發(fā)明為附加值較低的渣油和煤焦油提供了一種提高其經(jīng)濟性的加工方法，在 原油供給日益緊張及環(huán)保要求日益嚴格的現(xiàn)狀下，采用此工藝對煉廠減排增效有益。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0033] 圖1為本發(fā)明煤焦油和渣油加氫裂化/化裂化/烴抽提組合工藝流程示意圖。
【具體實施方式】
[0034] 如圖1所示，煤焦油1進入減壓蒸餾塔2,分餾后得到輕質煤焦油3和重質煤焦油 4,渣油5和氫氣6混合后從沸騰反應器7下部進入反應器，輕質煤焦油3可從沸騰床反應 器7催化劑床層的不同高度位置沿反應器的切線方向進入沸騰床反應器7,混合原料與加 氫裂化催化劑接觸進行加氫裂化反應，加氫裂化流出物8經(jīng)分離器9分離后，氣體10氣體 經(jīng)堿洗等操作后外排，液相產(chǎn)物11進入分餾塔12,分餾后得到汽油13、柴油14、減壓瓦斯油 15和尾油18,其中，減壓瓦斯油15 -部分作為循環(huán)油16循環(huán)回沸騰床反應器7,剩余部分 減壓瓦斯油17可以出裝置它用。尾油18和重質煤焦油4進入緩沖罐20,與超臨界溶劑19 混合后，加壓至所述超臨界溶劑的臨界壓力或超臨界壓力，加熱至所述超臨界溶劑的臨界 溫度或超臨界溫度，然后進入催化裂化裝置21與催化裂化催化劑接觸進行催化裂化反應， 反應產(chǎn)物經(jīng)減壓后進入閃蒸塔22,塔頂?shù)玫搅鸦瘹?3,塔底得到液體產(chǎn)物24經(jīng)減壓后進入 分餾塔25,分餾后分別得到溶劑26、催化汽油27、催化柴油28、重質餾分油29、裂化殘渣油 30,其中，超臨界溶劑26經(jīng)冷卻器31冷卻冷凝后一部分可以外排，一部分進入緩沖罐20循 環(huán)使用；重質餾分油29可以全部出裝置，也可以一部分外排，一部分作為循環(huán)油32循環(huán)回 催化裂化裝置進行反應，也可以全部循環(huán)回催化裂化裝置，加氫裂化得到的柴油14與催化 裂化柴油28混合進入芳烴抽提裝置33,經(jīng)溶劑回收后的抽出油與催化裂化重餾分油進入 過濾器36,經(jīng)除去催化劑粉末、機械雜質及固體顆粒等固體雜質后得到的物流與新鮮原料 混合進入催化裂化裝置21進行催化裂化反應，抽余油34經(jīng)回收溶劑后可以得到高十六烷 值的柴油。
[0035] 下面通過具體實施例來進一步說明本發(fā)明技術方案，但保護范圍不限于所述實施 例。
[0036] 試驗所采用原料渣油及煤焦油性質列于表1，工藝流程如圖1所示，反應條件見表 2。沸騰床反應器加氫裂化催化劑以氧化鋁為載體的鎢-鎳催化劑，其中催化劑中含鎳6wt% (按NiO計算)，含鎢12wt% (按W03計算)。催化劑顆粒直徑為0· 5mm，堆密度為0· 79g/cm3， 比表面積為260m2/g，。
[0037] 實施例1 試驗所采用原料中輕質煤焦油的干點為485°C，沸騰床反應器進料中渣油和輕質煤焦 油的重量比為5 :1，試驗工藝流程如圖1所示。沸騰床反應器加氫裂化催化劑以氧化鋁為載 體的鶴-鎳催化劑，其中催化劑中含鎳6wt% (按NiO計算)，含鶴12wt% (按W03計算)。催化 劑顆粒直徑為〇. 5mm，堆密度為0. 79g/cm3,比表面積為260m2/g。催化裂化催化劑為含10w% 的沸石分子篩，其余為硅酸鋁載體的催化裂化催化劑，超臨界溶劑為汽油餾分，芳烴抽提處 理工藝采用雙溶劑抽提工藝，糠醛作為第一溶劑，石油醚作為第二溶劑。反應條件、產(chǎn)品分 布及產(chǎn)品性質見表2?表4。減壓瓦斯油部分循環(huán)回沸騰床反應器，循環(huán)回沸騰床反應器的 減壓瓦斯油與渣油重量比為0. 1。催化裂化得到的重質餾分油與芳烴抽提抽出油經(jīng)過濾后 全部循環(huán)回催化裂化裝置。
[0038] 實施例2 試驗所采用原料中輕質煤焦油的干點為485°C，沸騰床反應器進料中渣油和輕質煤焦 油的重量比為1 :1，試驗工藝流程如圖1所示。沸騰床反應器加氫裂化催化劑以氧化鋁為載 體的鶴-鎳催化劑，其中催化劑中含鎳6wt% (按NiO計算)，含鶴12wt% (按W03計算)。催化 劑顆粒直徑為〇. 5mm，堆密度為0. 79g/cm3,比表面積為260m2/g。催化裂化催化劑為含10w% 的沸石分子篩，其余為硅酸鋁擔體的催化裂化催化劑，超臨界溶劑為柴油餾分，芳烴抽提處 理工藝采用雙溶劑抽提工藝，糠醛作為第一溶劑，石油醚作為第二溶劑。反應條件、產(chǎn)品分 布及產(chǎn)品性質見表2?表4。減壓瓦斯油部分循環(huán)回沸騰床反應器，循環(huán)回沸騰床反應器的 減壓瓦斯油與渣油重量比為0. 15。催化裂化得到的重質餾分油與芳烴抽提抽出油部分循環(huán) 回催化裂化裝置，循環(huán)重量比為0. 2。
[0039] 比較例1 與實施例1相同，不同的是所用原料僅為渣油，處理工藝條件與實施例1相同，原料性 質、反應條件、產(chǎn)品分布及產(chǎn)品性質見表1?4。
[0040] 比較例2 原料與實施例2相同，該比較例采用常規(guī)的渣油加氫處理-催化裂化組合工藝方法，力口 氫渣油進入催化裂化裝置進行裂化反應，催化裂化重循環(huán)油在催化裂化裝置內(nèi)循環(huán)處理， 加氫裂化與催化裂化得到的柴油不經(jīng)芳烴抽提，直接出裝置，原料性質、反應條件、產(chǎn)品分 布及產(chǎn)品性質見表1?4。
[0041] 表1渣油及煤焦油原料性質。
【權利要求】
1. 一種煤焦油和渣油加氫裂化一催化裂化一芳烴抽提組合處理方法，包括以下內(nèi)容： 煤焦油經(jīng)減壓蒸餾后，得到輕質煤焦油和重質煤焦油； 步驟（1)中的輕質煤焦油和渣油混合后，與氫氣一起進入沸騰床反應器，與加氫裂化催 化劑接觸，進行加氫裂化反應； 步驟（2)所得加氫裂化流出物進入分離器，分離得到氣體和液相產(chǎn)物，所述液相產(chǎn)物進 入分餾塔分餾得到汽油、柴油、減壓瓦斯油和尾油； 步驟（3)中的尾油和步驟（1)中的重質煤焦油進入緩沖罐與超臨界溶劑混合，加壓至 所述超臨界溶劑的臨界壓力或超臨界壓力，加熱至所述超臨界溶劑的臨界溫度或超臨界溫 度后，進入催化裂化裝置與催化裂化催化劑接觸進行催化裂化反應，得到裂化氣、催化汽 油、催化柴油、重質餾分油、裂化殘渣油； 步驟（3)得到的柴油與步驟（4)中得到的催化柴油混合進入芳烴抽提裝置，與芳烴抽 提溶劑接觸后，抽出油經(jīng)回收溶劑后與步驟（4)得到的重質餾分油混合，部分或全部循環(huán)回 催化裂化裝置繼續(xù)反應，抽余油經(jīng)回收溶劑后得到高十六烷值柴油。
2. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（1)中所述輕質煤焦油為煤焦油減壓 蒸餾截取480?520°C之前的餾分。
3. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（2)中輕質煤焦油與渣油的混合重量 比為1:10?1:1。
4. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：沸騰床反應器加氫裂化反應條件為：反應 溫度380?450°C，反應壓力8?20MPa，空速0· 2?3· 01Γ1，氫油體積比600?2500。
5. 按照權利要求4所述的方法，其特征在于：沸騰床反應器加氫裂化反應條件為：反應 溫度400°C?440°C，反應壓力12?16MPa，空速0· 5?1. 51Γ1，氫油體積比800?1200。
6. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：超臨界溶劑為苯、甲苯、二甲苯、環(huán)己烷、 環(huán)戊烷、汽油餾分、柴油餾分中的一種或幾種。
7. 按照權利要求6所述的方法，其特征在于：超臨界溶劑為汽油餾分和/或柴油餾分。
8. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（4)中所述超臨界溶劑與緩沖罐新鮮 原料油進料的重量比稱為劑油比，劑油比為〇. 05?8. 0。
9. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：催化裂化裝置反應條件為：反應溫度為 360?505°C，反應壓力為3. 0?18MPa，重量空速為12?90h'
10. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（3)所得減壓瓦斯油全部外排出裝 置，部分或全部循環(huán)回沸騰床反應器，減壓瓦斯油與渣油循環(huán)重量比0?0. 25。
11. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（4)中催化裂化所得重質餾分油全 部出裝置，或者部分出裝置，剩余部分作為回煉油與新鮮原料混合進行催化裂化反應，或者 全部作為回煉油循環(huán)回催化裂化裝置，回煉油與新鮮原料重量比為〇?〇. 6。
12. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（2)中加氫裂化催化劑為負載型 催化劑，其中，活性金屬為鎳、鈷、鑰、鎢中的一種或多種，以金屬氧化物計，鎳或鈷含量為 lwt%?12wt%，鑰或鎢含量為2wt%?15wt%。
13. 按照權利要求1或12所述的方法，其特征在于：步驟（2)中加氫裂化催化劑的性 質為：催化劑顆粒直徑為0. 3?0. 8mm,堆密度為0. 6?0. 9g/cm3,比表面積為100m2/g? 280m2/g。
14. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：步驟（1)中的輕質煤焦油從沸騰床反應 器催化劑床層的一個或多個不同高度的位置沿反應器切線方向進入沸騰床反應器。
15. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：渣油為常壓渣油、減壓渣油、超稠原油、 減粘渣油、焦油浙青、油砂浙青、乙烯裂化焦油、煉廠污油中的一種或幾種。
16. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：芳烴抽提溶劑為糠醛、二甲亞砜、N、N-二 甲基甲酰案以及芳烴含量不大于4wt%的輕質油中的一種或幾種。
17. 按照權利要求1或16所述的方法，其特征在于：所述的芳烴抽提為雙溶劑 抽提，分別為含有金屬離子的糠醛和輕質油，其中，混合柴油、糠醛、輕質油重量比為： 1:0. 4?3. 0:0· 5?1. 5。
18. 按照權利要求1所述的方法，其特征在于：芳烴抽提裝置中，抽提塔塔頂溫度 7(Tl 10°C，塔中部溫度55?80°C，塔底溫度3(T50°C。
【文檔編號】C10G69/00GK104250568SQ201310253106
【公開日】2014年12月31日 申請日期:2013年6月25日 優(yōu)先權日:2013年6月25日
【發(fā)明者】任金晨, 孟兆會, 楊濤, 賈麗, 賈永忠, 彭紹忠, 郭蓉, 劉建錕, 葛海龍 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院