一種烴油多產輕質油的方法

2023-05-29 21:11:36 1

專利名稱：一種烴油多產輕質油的方法
技術領域：
本發明是關於一種烴油多產輕質油的方法。
背景技術：
近年來國際油價持續攀升，而我國經濟發展對高價值的石油產品需求不斷增加， 目前市場對石油產品不斷輕質化、優質化和清潔化的要求與原油供應日益重質化、劣質化 的矛盾加劇。因此，開發重油高效轉化、增加輕質油收率的技術仍將是我國21世紀煉油行 業的重大發展戰略。目前，我國煉油企業輕質油收率平均為74%，而國外先進水平在80% 以上，仍有很大的提高空間。催化裂化技術是將劣質重油轉化為輕質油最有效的技術之一。在常規的催化裂化 工藝和催化劑的開發方向上，仍然繼續沿著增加重油單程轉化能力為開發目標。但對於加 工劣質原料而言，只通過調整催化劑組成和工藝參數來增加重油轉化能力往往會伴隨著幹 氣和焦炭產率的明顯增加，這樣無疑將會降低原料的輕質油收率。CN101045884A公開了一種由渣油和重餾分油生產清潔柴油和低碳烯烴的方法，該 方法包括使渣油與任選的催化裂解油漿進入溶劑脫浙青單元，所得的脫浙青油與任選的重 餾分油進入加氫單元，在氫氣的存在下進行加氫裂化反應，分離反應產物得到輕石腦油餾 分、重石腦油餾分、柴油餾分和加氫尾油；加氫尾油進入催化裂解單元，進行催化裂解反應， 分離產物得到低碳烯烴、汽油餾分、柴油餾分和油漿，全部的催化裂解柴油餾分循環回催化 裂解反應器，全部或部分的催化裂解油漿返回溶劑脫浙青單元。採用該方法能由渣油和重 餾分油最大量地生產丙烯、乙烯等低碳烯烴和低硫、低芳烴、高十六烷值的清潔柴油，其中 丙烯收率大於27重％，而柴油能達到歐IV排放標準。

發明內容
本發明的目的是在現有催化裂化基礎上提供一種簡便易行的提高輕質油收率的 方法。本發明提供的烴油多產輕質油的方法包括以下步驟(1)在催化裂化條件下，將烴油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得烴油的轉 化率為50-70重量％ ；(2)將催化裂化產物按照沸點高低進行切割分離，得到富氣、粗汽油餾分、輕柴油 餾分、重柴油餾分、回煉油餾分和油漿；(3)將步驟( 所得油漿部分或全部進行溶劑脫浙青，得到餾程為250-600°C的溶 劑脫浙青油和/或將步驟( 所得油漿部分或全部進行過濾，除去其中的催化裂化催化劑 後的油料；(4)將步驟(3)所得的溶劑脫浙青油和/或油料與步驟(2)所得的重柴油餾分和 回煉油餾分混合後與加氫改質催化劑接觸，所述接觸的條件使得加氫重油的收率為70-99 重量％，分離反應得到的氣體、輕質油和加氫重油；
(5)在催化裂化條件下，將所得加氫重油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得加氫重油的轉化率高於60重量％。本發明提供的方法克服傳統的技術偏見，與常規催化裂化不同，本發明並不追求 催化裂化時烴油的單程轉化率，而是控制催化裂化單程轉化率在適當的合理的範圍，使得 幹氣和焦炭選擇性最佳，未轉化重油通過加氫改質後再採取適當的催化裂化技術來加工， 從而使得高價值產品輕質油的收率最大化。由於回煉油品質較差，直接回煉後將增加焦炭、 幹氣等副產品產率，而通過加氫改質後再回煉，則可以有效解決上述問題，從而提高汽油和 輕柴油的收率。此外，根據本發明的優選實施方式，通過將油漿過濾和/或溶劑脫浙青後再與重 油和回煉油進行加氫改質通，一方面可以與僅使用重油和回煉油進行加氫改質相比提高汽 油和輕柴油收率；另一方面與僅使用油漿或其脫浙青油進行加氫改質相比，還降低了加氫 改質的難度，再一方面還能防止油漿攜帶的催化劑細粉容易堵塞加氫催化劑床層和孔道和 易生焦物會增加催化劑的積炭，降低催化劑的活性和操作周期的問題。


圖1是本發明提供的烴油多產輕質烴油的方法的一種實施方式的工藝流程圖；圖2是本發明提供的烴油多產輕質烴油的方法的另一種實施方式的工藝流程圖；圖3是溶劑脫浙青的優選方式的工藝流程圖。
具體實施例方式根據本發明提供的烴油多產輕質烴油的方法，所述輕質烴油是指汽油和輕柴油， 特別是汽油。所述烴油可以是不同沸程的石油餾分、渣油或原油。具體地說，可以是一次加工餾 分油如常壓塔頂油、汽油、柴油、重循環油、減壓蠟油、常壓渣油、減壓渣油、脫浙青油，也可 以是二次加工油如焦化蠟油、加氫處理渣油、加氫裂化渣油和頁巖油及其混合物。本發明的發明人發現，只要控制催化裂化步驟中重油的轉化率為50-70重量％即 可實現降低幹氣和焦炭選擇性的目的。而常規的催化裂化工藝，為了追求高的轉化率，重油 的轉化率一般大於70重量％。本發明中，所述重油的轉化率是指催化裂化產品中幹氣、液化氣、汽油和焦炭的總 重量佔烴油總重量的百分比，也等於1-柴油和重油的總重量/烴油總重量，也即柴油和重 油的總重量佔烴油總重量的百分比為重油的未轉化率即剩餘率。實現上述重油轉化率的所述催化裂化的條件是一種緩和催化裂化的條件，具體包 括反應溫度為400-600°C，反應時間為0. 05-10秒，反應壓力為120_500kPa，催化劑與烴油 的重量比為3-15 1，水蒸汽與烴油的重量比為0.03-0. 3 1。優選情況下，所述催化裂 化的條件包括反應溫度為420-580°C，反應時間為0. 1-9秒，反應壓力為130_450kPa，催化 劑與烴油的重量比為4-12 1，水蒸汽與烴油的重量比為0.04-0. 2 1。所述催化裂化的催化劑為可以無定形矽鋁催化劑和/或分子篩催化劑。所述分子 篩催化劑的活性組分可以選自Y型分子篩、HY型分子篩、超穩Y型分子篩、ZSM-5分子篩的 一種或多種的任意比例的混合物。優選所述分子篩催化劑為加氫領域常規使用的各種含有稀土、磷、第IIA族金屬、第IIIB族金屬和第IVB族金屬中的一種或多種的分子篩催化劑。 進一步優選以元素計，稀土、磷、第IIA族金屬、第IIIB族金屬和第IVB族金屬中的一種或 多種的總量佔分子篩催化劑總重量的0. 1-50%。所述催化裂化反應器可以是本領域常規使用的各種催化裂化器，可以為提升管反 應器、固定床反應器或流化床反應器，所述提升管反應器可以是等直徑提升管反應器、變直 徑提升管反應器、提升管加床層反應器等各種類型。所述步驟( 將來自催化裂化反應產生的油氣產物在分餾部分分離出富氣、粗汽 油、輕柴油、重柴油、回煉油、油漿等餾分，主要包括以下內容將催化裂化反應產生的油氣 送入催化裂化油氣主分餾塔。在主分餾塔從上到下依次可以分離出沸點依次由低到高的富 氣、粗汽油、輕柴油、重柴油、回煉油和油漿。重柴油、回煉油和油漿等統稱為催化重油。催 化重油由於含較多多環芳烴，直接進入催化裂化反應裝置回煉輕油收率低，生焦量大，增加 再生器負荷。另外，這些重油硫含量較高，直接回煉也將使產品硫含量升高。因此，需要對 它們進行加氫改質。本發明中，所述富氣是指常溫常壓下即為氣態的氣體物質，主要包括幹氣(H2、N2、 CO、CO2, H2S, Cl及C2烴類等)、液化氣(C3-C4烴類)。所述粗汽油是指常壓下餾程為25-205 的餾分油。所述輕柴油是指常壓下餾程為180-330°C的餾分油。所述重柴油是指常壓下餾程為250-360°C的餾分油。所述柴油餾分是指常壓下餾程為180 360°C的餾分油所述回煉油是指常壓下餾程為260-500°C的餾分油。所述油漿是指常壓下餾程為260-600°C的餾分油。由於本發明中加氫改質是為了通過使雙環芳烴和多環芳烴和膠質飽和生成多環 烷烴，而單環芳烴儘可能少的被飽和，同時儘可能多的保留所生成的多環烷烴，因此採用 的加氫改質也是一種緩和加氫改質，得到的產品主要是氣體、輕質油和加氫重油，且加氫重 油的收率不低於70-99重量％。而如果加氫改質是為了獲得輕石腦油和/或重石腦油等 產品，則加氫重油的收率一般較低，例如，一般低於70重量％。所述加氫重油是指沸點為 250-600°C的餾分油。本發明通過控制加氫改質時加氫重油的收率來控制加氫改質的程度， 從而確保加氫改質時既不會導致氣體產率太高，導致損失太多的輕質油，也能夠確保後續 的催化裂化容易進行。具體的，所述加氫改質的條件包括氫氣分壓為4_20MPa，反應溫度為^0_450°C， 體積空速為0.1-ar1，氫氣與加氫重油的體積比為350-2000。優選情況下，所述加氫改質的 條件包括氫氣分壓為5-15MPa，反應溫度為300-400°C，體積空速為0. 5-aT1，氫氣與加氫重 油的體積比為500-1000。所述加氫改質的催化劑可以是本領域常規使用的各種加氫催化劑，例如可以是含 有活性金屬組分和載體的催化劑，所述金屬組分為鎳、鎢、鈷、鉬中的一種或多種，所述載體 為氧化鋁、二氧化矽或無定形矽鋁，且以所述加氫改質的催化劑的總量為基準，所述活性金 屬組分的含量為1-30重量％，所述載體的含量為70-99重量％。由於催化重油中的油漿不可避免的會含有催化裂化催化劑細顆粒，如果將這種油 漿直接進行加氫改質，很可能會堵塞加氫改質催化劑的孔道而影響催化活性，因此，根據本6發明的方法還包括先經過濾器過濾掉其中含有的催化劑細粉再去加氫改質，也可以先通過 溶劑脫浙青的方式進行抽提，將易生焦成分膠質、浙青質分離出去，同時脫除其中含有的催 化裂化催化劑細粉。步驟(3)中，將得到的脫浙青油(DAO)與其它催化重油混合後送至加氫處理單 元，脫油浙青(DOA)外甩至裝置外。脫浙青油的餾程為250-600°C，一般佔全部催化重油 15-99重量％，殘餘物佔全部催化重油的85-1重量％。所述溶劑脫浙青的條件包括油漿和 溶劑在抽提塔內進行逆流接觸抽提，抽提溫度為40-400°C，0. l_6MPa，溶劑與油漿的體積比 為1-15，所述溶劑為C3-C7烷烴或烯烴溶劑、凝析油、輕石腦油、輕汽油等溶劑的一種或多 種溶劑的混合物。具體過程為將來自分餾塔的油漿送至溶劑脫浙青抽提塔的上部，同時 C3-C7烷烴或烯烴溶劑、凝析油、輕石腦油、輕汽油等溶劑的一種或幾種溶劑的混合物按一 定的溶劑比進入抽提塔的下部，油漿和溶劑在抽提塔內進行逆流接觸抽提，含有大量溶劑 的抽提液從抽提塔頂部流出，含有少量溶劑的抽餘液從抽提塔底部排出。抽提液和抽餘液 分別送至溶劑回收裝置分離出脫浙青油(DAO)、脫油浙青(DOA)產品以及循環使用的溶劑。 所述抽提塔可以為轉盤塔、浮閥塔、泡罩塔、篩板塔或填料塔等類型。將脫浙青油(DAO)送 往加氫改質，脫油浙青(DOA)作燃料油或其它化工原料。當本發明提供的方法同時包括對油漿的過濾步驟和對油漿的溶劑脫浙青步驟時， 所述過濾步驟優選在溶劑脫浙青步驟之前進行。為了提高催化裂化回煉的效率，本發明提供的方法還包括將加氫改質後的產物中 的汽油、柴油等沸點低於360°C的輕組分分離出來，剩餘的加氫重油返回原催化裂化反應器 回煉或送至另一催化裂化反應器中進行催化裂化反應。通過加氫改質後，重油裂化性質大為改善，從而保證催化裂化步驟中汽油和輕柴 油的收率。所述加氫改質後的產物可以在與步驟(1)相同或不同的催化裂化反應器中進 行。步驟( 與步驟(1)催化裂化的條件可以相同或不同，具體包括反應溫度為400-600°C， 反應時間為0.05-10秒，反應壓力為120-500kPa，催化劑與加氫重油的重量比為3-15 1， 水蒸汽與加氫重油的重量比為0.03-0. 3 1。優選情況下，所述催化裂化的條件包括反應 溫度為420-580°C，反應時間為0. 1-9秒，反應壓力為130_450kPa，催化劑與加氫重油的重 量比為4-12 1，水蒸汽與加氫重油的重量比為0.04 0.2 1。本發明優選步驟(5)的 催化裂化條件較步驟(1)的催化裂化條件更苛刻，從而能夠更高收率的獲得汽油和輕柴油女口廣 PFt ο所述步驟(5)中，經加氫改質後的催化重油，可以返回原催化裂化反應器回煉，回 煉進料位置可以是與烴油混合後進料，也可以從原催化裂化反應器不同位置、不同反應區 域進料。也可以將加氫改制後的催化重油送至另一催化裂化裝置反應，另一催化裂化裝置 既可以是常規催化裂化反應器也可以是其它類型催化裂化、催化裂解反應器如MIP反應 器、DCC反應器等反應器型式。採用適宜的催化裂化催化劑和工藝條件，進行再次催化裂化 反應，從而實現了催化裂化反應只裂化烷烴結構基團，而留下芳烴結構基團。本發明提供的方法還包括將步驟( 所得催化裂化產物進行切割，將其中的餾分 與步驟(2)和步驟(4)中餾程相同的餾分合併，特別是分離出其中的輕質油，並將該輕質油 與步驟( 所得的粗汽油餾分和輕柴油餾分以及步驟(4)所得的輕質油合併，得到輕質油產品。
根據本發明的一種優選實施方式，該方法還包括將步驟( 所得催化裂化產物重 復所述步驟0)-(5)。即將分離出輕組分後的催化重油再次進行加氫改質和回煉或送入另 一催化裂化裝置中進行催化裂化，從而進一步提高輕質油的收率。本發明中，所述烴油可以選自原油、常壓渣油、減壓渣油、常壓蠟油、減壓蠟油、直 餾蠟油，丙烷輕/重脫油、焦化蠟油和煤液化產物中的一種或幾種。優選情況下，本發明提供的方法還包括將上述加氫改質後的催化裂化產物中的催 化劑分離出來，催化劑去再生器再生，反應產生的油氣進入催化裂化分餾部分。沉降分離系 統可以採用常規催化裂化沉降分離系統，催化劑再生系統也可以採用常規催化裂化催化劑 再生系統。與現有技術相比，本發明的優越性在於1、利用普通催化裂化裝置、催化劑，不需要對現有裝置作重大改動。2、催化裂化單程轉化不追求高轉化率，而追求整個過程總轉化率，改善了幹氣和 焦炭的選擇性，提高了輕質油品的收率。3、加氫技術為定向加氫，定向飽和催化重循環油中的雙環、多環芳烴和膠質，而單 環芳烴飽和少，多環烷烴被保留。4、將催化重油中的油漿餾分進行溶劑抽提脫浙青，將脫浙青油(DAO)與其它催化 重油混合送至加氫裝置，脫油浙青(DOA)外甩出裝置。避免油漿中的浙青質、催化劑細粉對 下遊裝置的不利影響。下面以催化裂化反應器為提升管反應器為例結合附圖對本發明作進一步說明，但 並不因此而限制本發明的範圍。圖1和圖2均為重柴油、回煉油、油漿等催化重油從分餾塔側線抽出去經加氫改質 後回原反應器回煉的流程示意圖，其中圖1為對油漿進行過濾後再與重油和回煉油混合進 行加氫改質，圖2為對油漿進行溶劑脫浙青後，脫浙青油再與重油和回煉油混合進行加氫 改質。如圖1所示，再生催化劑經管線20引入提升管反應器1，在經管線25引入的提升 介質的提升下向上運動，烴油經管線9引入提升管反應器1，與催化劑接觸在催化裂化反應 條件下反應，反應後的待生催化劑和油氣在分離和汽提部分2中進行分離，分離出的待生 催化劑由經管線21引入的汽提蒸汽汽提後，經管線22進入再生器4中燒焦再生，含氧氣體 經管線23引入再生器4，再生催化劑經管線20返回提升管反應器1中循環使用。再生煙氣 經管線觀引出裝置。分離出的反應油氣經管線19進入主分餾塔3中，經分餾後，主分餾塔 3塔頂油氣經管線10、冷凝冷卻器7冷卻到40°C左右經管線11進入氣液分離罐6中分離為 粗汽油餾分、水和氣相物流。分離出的粗汽油餾分分為兩股，一股作為回流經管線12返回 到主分餾塔3，另一股經管線13送往下遊裝置，回流比優選為0-10 1。從主分餾塔3側 線不同塔盤經管線27、15、16分別抽出輕柴油、重柴油和回煉油餾分。油漿自分餾塔3塔底 抽出後，一部分降溫後經管線M外甩出裝置，另一部分分為兩路，一路降溫後經管線17返 回分餾塔3，一路經管線18進過濾器四過濾掉攜帶的催化劑細粉後與來自管線15的重柴 油、管線16的回煉油混合後作為催化重油經管線8進入加氫改質單元5。催化重油經加氫 改質後的氣體經管線26送至下遊裝置淨化、升壓後循環使用。加氫改質後的催化重油則經 管線19送至提升管反應器1回煉。
圖2為本發明的另一種實施方式，先將催化油漿送入溶劑抽提單元進行溶劑抽提 脫浙青，將脫浙青油(DAO)再與其它催化重油混合去加氫改質回煉的流程示意圖。圖2與 圖1的催化裂化反應再生、加氫改質部分基本相同，不同之處在於從分餾塔3塔抽出的油 漿一部分經管線M外甩出裝置，另一部分分為兩路，一路降溫後經管線17返回分餾塔3塔 底，另一路經管線18送入溶劑抽提單元31。脫浙青油經管線30與其它催化重油混合後經 管線8進入加氫改質單元，脫油浙青(DOA)作為產品經管線32出裝置。圖3為油漿溶劑抽脫浙青和催化劑細粉的流程示意圖。油漿經管線18進入抽提 塔33的上部，而溶劑則經管線42進入抽提塔33下部。二者在抽提塔33中逆流接觸進行 抽提。抽提塔33中被溶劑抽提出來的油分以脫浙青油溶液的形式上升到抽提塔33的頂 部，經管線34進入脫浙青油溶劑回收系統35，分離出的脫浙青油(DAO)經管線37引出，回 收的溶劑經管線36後與來自另一管線40的溶劑混合，經管線42進入抽提塔33。抽餘的含 有浙青質、催化劑細粉的物料則經管線38引入另一溶劑回收塔39，分離出的含有浙青和催 化劑細粉的物流經管線41排出，回收的溶劑經管線40與來自另一管線36的溶劑混合，經 管線42進入抽提塔33。補充溶劑可經管線43與管線42的溶劑混合後進入抽提塔33。下面的實施例將對本發明予以進一步說明，但並不因此而限制本發明。實施例中 所使用的催化裂化烴油的性質列於表1，中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的 MLC-500，加氫改質催化劑為中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的加氫保護劑 RG-10B、加氫脫金屬劑RDM-2、加氫精制劑RN-32V、加氫改質劑RIC-2催化劑。表 權利要求
1.一種多產輕質油的方法，該方法包括以下步驟(1)在催化裂化條件下，將烴油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得烴油的轉化率 為50-70重量％ ；(2)將催化裂化產物按照沸點高低進行切割分離，得到富氣、粗汽油餾分、輕柴油餾分、 重柴油餾分、回煉油餾分和油漿；(3)將步驟( 所得油漿部分或全部進行溶劑脫浙青，得到餾程為250-600°C的溶劑脫 浙青油和/或將步驟( 所得油漿部分或全部進行過濾，除去其中的催化裂化催化劑後的 油料；(4)將步驟C3)所得的溶劑脫浙青油和/或油料與步驟( 所得的重柴油餾分和回 煉油餾分混合後與加氫改質催化劑接觸，所述接觸的條件使得加氫重油的收率為70-99重 量％，分離反應得到的氣體、輕質油和加氫重油；(5)在催化裂化條件下，將所得加氫重油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得加氫 重油的轉化率高於60重量％。
2.根據權利要求1所述的方法，其中，步驟(1)和步驟(5)中，所述催化裂化的條 件相同或不同，各自包括反應溫度為400-600°C，反應時間為0. 05-10秒，反應壓力為 120-500kPa，劑油重量比為3-15 1，水蒸汽與催化裂化原料的重量比為0. 03-0. 3 1，所 述催化裂化原料為烴油或加氫重油。
3.根據權利要求2所述的方法，其中，所述催化裂化的條件包括反應溫度為 420-580°C，反應時間為0. 1-9秒，反應壓力為130-450kPa，劑油重量比為4-12 1，水蒸汽 與催化裂化原料的重量比為0.04 0.2 1。
4.根據權利要求1-3中任意一項所述的方法，其中，所述催化裂化的催化劑為無定形 矽鋁催化劑和/或分子篩催化劑。
5.根據權利要求4所述的方法，其中，所述分子篩催化劑的活性組分選自Y型分子篩、 HY型分子篩、超穩Y型分子篩、ZSM-5分子篩的一種或多種的任意比例的混合物。
6.根據權利要求5所述的方法，其中，所述分子篩催化劑為含有稀土、磷、第IIA族金 屬、第IIIB族金屬和第IVB族金屬中的一種或多種的分子篩催化劑，以分子篩催化劑的總 量為基準，以元素計，稀土、磷、第IIA族金屬、第IIIB族金屬和第IVB族金屬中的一種或多 種的總含量為0. 1-50重量％。
7.根據權利要求1所述的方法，其中，步驟(4)中，所述加氫改質的條件包括氫氣分壓 為4-20MPa，反應溫度為280-450°C，體積空速為0.氫油體積比為350-2000Nm7m3。
8.根據權利要求7所述的方法，其中，步驟(4)中，所述加氫改質的條件包括氫氣分壓 為5-15MPa，反應溫度為300-400°C，體積空速為0. 5-aT1，氫油體積比為500-1 OOONm3Ai3。
9.根據權利要求1、7或8所述的方法，其中，所述加氫改質的催化劑含有活性金屬組分 和載體，所述金屬組分為鎳、鎢、鈷、鉬中的一種或多種，所述載體為氧化鋁、二氧化矽或無 定形矽鋁，且以所述加氫改質的催化劑的總量為基準，所述活性金屬組分的含量為1-30重 量％，所述載體的含量為70-99重量％。
10.根據權利要求1所述的方法，其中，所述溶劑脫浙青的方法包括油漿和脫浙青溶 劑在抽提塔內進行逆流接觸抽提，分離得到脫浙青油和脫油浙青，抽提溫度為40-40(TC， 0. l-6MPa，脫浙青溶劑與油漿的體積比為1-15，所述溶劑為C3-C7烷烴或烯烴、凝析油、輕石腦油、輕汽油等溶劑的一種或多種溶劑的混合物。
11.根據權利要求10所述的方法，其中，所述溶劑脫浙青的方法還包括將脫浙青油和 脫油浙青中的溶劑回收，循環用作脫浙青溶劑。
12.根據權利要求1所述的方法，其中，該方法還包括將步驟( 所得催化裂化產物進 行切割，分離出其中的輕質油，並將該輕質油與步驟(2)所得的粗汽油餾分和輕柴油餾分 以及步驟(4)所得的輕質油合併，得到輕質油產品。
13.根據權利要求1或12所述的方法，其中，該方法還包括將步驟( 所得催化裂化產 物重複所述步驟O) _(5)。
14.根據權利要求1所述的方法，其中，所述烴油選自原油、常壓渣油、減壓渣油、常壓 蠟油、減壓蠟油、直餾蠟油，丙烷輕/重脫油、焦化蠟油和煤液化產物中的一種或幾種。
全文摘要
一種多產輕質油的方法，該方法包括在催化裂化條件下，將烴油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得烴油的轉化率為50-70重量％；將催化裂化產物按照沸點高低進行切割分離，得到富氣、粗汽油餾分、輕柴油餾分、重柴油餾分、回煉油餾分和油漿；將所得油漿部分或全部進行溶劑脫瀝青，得到餾程為250-600℃的溶劑脫瀝青油；將所得的溶劑脫瀝青油與所得的重柴油餾分和回煉油餾分混合後與加氫改質催化劑接觸，所述接觸的條件使得加氫重油的收率為70-99重量％，分離反應得到氣體、輕質油和加氫重油；在催化裂化條件下，將所得加氫重油與一種裂化催化劑接觸，接觸的條件使得加氫重油的轉化率高於60重量％。本發明提供的方法極大的提高了輕質油的收率。
文檔編號C10G67/00GK102051221SQ20091023661
公開日2011年5月11日 申請日期2009年10月30日 優先權日2009年10月30日
發明者常學良, 李強, 楊克勇, 王瑾, 魯維民 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石油化工科學研究院