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1、(10)申请公布号 CN 103627431 A (43)申请公布日 2014.03.12 CN 103627431 A (21)申请号 201210302546.3 (22)申请日 2012.08.23 C10G 65/12(2006.01) (71)申请人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22 号 申请人 中国石油化工股份有限公司石油化 工科学研究院 (72)发明人 董建伟 赵阳 蒋东红 董松涛 陈元君 赵广乐 胡志海 聂红 (54) 发明名称 一种生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加 氢裂化方法 (57) 摘要 一种生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加。
2、 氢裂化方法， 原料油与氢气混合后， 依次与加氢精 制催化剂和加氢裂化催化剂进行反应， 反应流出 物经分离、 分馏后得到富氢气体、 石脑油馏分、 煤 油馏分、 柴油馏分和尾油馏分， 所述的尾油馏分全 部抽出， 或者部分循环回反应系统。 采用本发明提 供的方法， 能处理重质馏分油， 在增产中间馏分油 的同时， 联产链烷烃含量很高的优质尾油。 本发明 同现有技术相比， 中间馏分油选择性好、 收率高， 尾油链烷烃含量高、 粘度指数高， 适合用作优质蒸 汽裂解制乙烯原料或生产润滑油基础油的原料。 (51)Int.Cl. 权利要求书 1 页 说明书 9 页 附图 2 页 (19)中华人民共和国国家知识产。
3、权局 (12)发明专利申请 权利要求书1页 说明书9页 附图2页 (10)申请公布号 CN 103627431 A CN 103627431 A 1/1 页 2 1. 一种生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法， 包括 ： （1） 原料油与氢气混合后， 进入加氢精制反应器， 在加氢精制催化剂的作用下进行加氢 精制反应， （2） 加氢精制反应器的流出物不经分离直接进入加氢裂化反应器， 在加氢裂化催化剂 的作用下进行加氢裂化反应， （3） 加氢裂化反应器流出物经分离、 分馏后得到富氢气体、 石脑油馏分、 煤油馏分、 柴油 馏分和尾油馏分， 所述的尾油馏分全部抽出， 或者部分循环回反应系统 ；。
4、 所述加氢裂化催化剂含有载体以及负载在该载体上的具有催化作用的活性金属组分， 所述载体含有Y型分子筛和无定形复合氧化物， 载体的最可几孔径为320nm， 载体的孔径 集中度为 15 42， 所述最可几孔径是采用 BET 法测定的， 所述孔径集中度是指采用 BET 法 测定的 dV/dr 随孔径变化的分布曲线中， 峰的高度与该峰的半高宽的比值， dV/dr 表示比孔 容积对孔径的微分。 2. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 所述无定形复合氧化物为氧化硅、 氧化 铝、 氧化钛、 氧化锆单独或它们的任意组合。 3. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 所述载体的最可几孔径为 。
5、5 15nm， 载体 的孔径集中度为 18 40。 4. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 所述加氢裂化催化剂的活性金属组分为 钼、 钨、 镍、 钴或其组合 ； 所述加氢裂化催化剂， 以氧化物计并以催化剂总量为基准， 钼和 / 或钨的含量为 15 32 重， 镍和 / 或钴的含量 1.57.5 重 %， Y 型分子筛的含量为 0.5 25 重 %， 无定形复合氧化物的含量为 50 83 重 %。 5.按照权利要求1或2所述的方法， 其特征在于， 无定形复合氧化物前身物的平均颗粒 直径为 40 100nm。 6.按照权利要求1或2所述的方法， 其特征在于， 无定形复合氧化物前身物中含。
6、有相对 结晶度为 80% 以上的拟薄水铝石。 7. 按照权利要求 6 所述的方法， 其特征在于， 无定形复合氧化物前身物含有中相对结 晶度为 90%-110% 的拟薄水铝石。 8. 按照权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 所述加氢裂化催化剂中还含有磷、 氟、 硼、 碱金属或碱土金属， 或其组合。 9. 按照权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 所述的加氢精制催化剂是负载在无定形 氧化铝或 / 和硅铝上的 VIB 族或 VIII 族非贵金属或其组合。 10.按照权利要求1所述的方法， 其特征在于， 所述加氢精制催化剂的载体为-Al2O3， 催化剂活性组分是 Mo、 W、 Co、 Ni 。
7、的一种或几种。 11. 按照权利要求 1 所述的方法， 其特征在于， 加氢精制的反应条件为 ： 反应温度 300 450， 反应压力 5.0 20.0MPa， 氢油体积比 300 2000Nm3/m3， 体积空速为 0.2 6.0h-1。 加氢裂化的反应条件为 ： 反应温度为300450， 反应压力5.020.0MPa， 氢油体积 比 300 2000Nm3/m3， 体积空速为 0.5 8.0h-1。 12.按照权利要求1所述的方法， 其特征在于， 所述的原料油的馏程为300-650， 硫含 量不大于 50000g/g， 氮含量不大于 4000g/g。 权 利 要 求 书 CN 1036274。
8、31 A 2 1/9 页 3 一种生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法 技术领域 0001 本发明属于一种在存在氢的情况下制备烃油的方法， 更具体地说， 是用劣质原料 生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法。 背景技术 0002 随着原油质量的逐年变差和世界范围内环保要求的日趋严格， 作为原油二次加 工、 重油轻质化的主要手段之一的加氢裂化工艺， 由于原料适用性强， 生产方案灵活， 液体 产品收率高， 产品质量好， 在含硫和高硫原油深度加工生产清洁燃料过程中发挥着越来越 重要的作用， 其应用范围也日益广泛。 0003 近年来， 国内油品质量升级不断加快， 市场对高质量的汽油、 柴。
9、油及航煤的需求持 续增长。 加氢裂化技术是生产优质航煤和柴油的有效途径， 正在发挥着越来越重要的作用。 0004 另一方面， 我国是乙烯生产、 消费大国， 也是润滑油消费大国， 而经加氢裂化过程 得到的尾油可作为好的制乙烯装置原料和用于生产高档润滑油基础油的原料。 对于作为制 乙烯装置的原料而言， 加氢裂化尾油中链烷烃含量越高， 其蒸汽裂解得到的乙烯收率越高 ； 当加氢裂化尾油作为制备润滑油基础油的原料时， 其链烷烃含量越高， 通常其粘度指数越 高。 因此， 通过加氢裂化过程生产富含链烷烃含量的加氢裂化尾油， 可以为制乙烯装置及润 滑油生产装置提供优质原料。 0005 对于现有常规加氢裂化技术。
10、， 以生产中间馏分油为目标产品时， 通常难以获得较 多高质量的加氢裂化尾油 ； 对于以生产优质尾油为目标产品时， 通常难以获得较高收率的 中间馏分油。 0006 CN911011739.9 公开了一种生产超高粘度指数润滑油基础油的方法。该方法以加 氢裂化尾油为原料， 采用含贵金属的催化剂对其进行再次加氢裂化， 产品 350馏分经溶 剂脱蜡后得到超高粘度指数润滑油基础油料， 加氢裂化过程副产优质的中间馏分油。该方 法可得到链烷烃含量高、 粘度指数高的加氢裂化尾油， 但对原料性质要求高 ； 若以减压蜡油 为原料， 为了得到高粘度指数的尾油， 其实质是将减压蜡油进行了两次加氢裂化过程。 0007 C。
11、N02129038.5公开了一种最大量生产中间馏分油的两段加氢裂化工艺。 该方法采 用 “顺序流” 和 “平行流” 的组合工艺路线。在 “顺序流” 加氢裂化区段采用加氢处理和加氢 裂化串联， 得到约 50% 的轻质产品， 在 “平行流” 加氢裂化区段采用无定形加氢裂化催化剂 进行尾油的循环裂化。 该专利可最大量生产中间馏分油， 并可根据情况灵活调整生产方案， 最大量生产柴油或喷气燃料。 0008 CN02144547.8公开了一种生产低凝点柴油和制乙烯原料的加氢裂化方法。 该方法 采用两种加氢裂化催化剂组合， 用于生产低凝点柴油和尾油， 但该方法所得加氢裂化尾油 BMCI 值高， 链烷烃含量较。
12、低。 发明内容 0009 本发明的目的是在现有技术基础上， 提供一种以重质油为原料的单段串联加氢裂 说 明 书 CN 103627431 A 3 2/9 页 4 化方法， 克服现有技术难以兼顾多产优质中间馏分油和高质量尾油的问题， 提高中间馏分 油和优质尾油的收率。 0010 本发明提供的方法包括 ： 0011 （1） 原料油与氢气混合后， 进入加氢精制反应器， 在加氢精制催化剂的作用下进行 加氢精制反应， 0012 （2） 加氢精制反应器的流出物不经分离直接进入加氢裂化反应器， 在加氢裂化催 化剂的作用下进行加氢裂化反应， 0013 （3） 加氢裂化反应器流出物经分离、 分馏后得到富氢气体、。
13、 石脑油馏分、 煤油馏分、 柴油馏分和尾油馏分， 所述的尾油馏分全部抽出， 或者部分循环回反应系统 ； 0014 所述加氢裂化催化剂含有载体以及负载在该载体上的具有催化作用的活性金属 组分， 所述载体含有 Y 型分子筛和无定形复合氧化物， 载体的最可几孔径为 3 20nm， 载体 的孔径集中度为 15 42， 所述最可几孔径是采用 BET 法测定的， 所述孔径集中度是指采用 BET 法测定的 dV/dr 随孔径变化的分布曲线中， 峰的高度与该峰的半高宽的比值， dV/dr 表 示比孔容积对孔径的微分。 0015 所述的原料油的馏程为 300-650， 硫含量不大于 50000g/g， 氮含量不。
14、大于 4000g/g。为来自蒸馏装置的直馏减压瓦斯油 （VGO）和 / 或来自焦化装置的焦化蜡油 （CGO） 。优选硫含量不大于 40000g/g， 氮含量不大于 2500g/g。 0016 原料油与氢气进入加氢精制反应器， 在加氢精制催化剂的作用下进行加氢脱硫、 加氢脱氮、 烯烃饱和及部分芳烃饱和反应， 反应条件为 ： 反应温度 300 450， 反应压力 5.0 20.0MPa， 氢油体积比 300 2000Nm3/m3， 体积空速为 0.2 6.0h-1。加氢精制的反应 流出物不经分离直接进入加氢裂化反应器， 与加氢裂化催化剂接触进行反应， 反应温度为 300 450， 反应压力 5.0。
15、 20.0MPa， 氢油体积比 300 2000Nm3/m3， 体积空速为 0.5 8.0h-1。 0017 加氢裂化反应的反应流出物经冷却后， 依次进入高压分离器和低压分离器进行气 液分离， 分离所得的富氢气体经循环氢压缩机升压后返回反应系统 ； 所得的液相物流进入 分馏系统， 经分馏后得到石脑油馏分、 煤油馏分、 柴油馏分及尾油馏分。 0018 所述的加氢精制催化剂是负载在无定形氧化铝或 / 和硅铝上的 VIB 族或 VIII 族 非贵金属或其组合。 优选所述加氢精制催化剂的载体为-Al2O3， 催化剂活性组分是Mo、 W、 Co、 Ni 的一种或几种。 0019 所述加氢裂化催化剂含有载。
16、体和活性金属组分， 所述载体的最可几孔径优选为 5 15nm， 载体的孔径集中度优选为 18 40。 0020 本发明中， 术语 “最可几孔径” 是指 ： 在采用 BET 法测量样品的孔结构时， 获得的比 孔容积对孔径的微分 （即， dV/dr） 随孔径的分布曲线中， dV/dr 的最大值所对应的孔径。采 用 BET 法来测定多孔物质的孔结构， 以获得比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线的方 法是本领域技术人员所公知的， 例如可以依照 石油化工分析方法（科学出版社， 1990 年第 一版， 杨翠定等编） 中记载的 RIPP151-90 中规定的方法测定。 0021 本发明中， 术语 “孔径集中。
17、度” 是指 ： 在采用 BET 法测量样品的孔结构时， 获得的比 孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线中， 峰高与该峰的半高宽的比值。峰高与该峰的半 高宽的比值越大， 表明多孔载体的孔径集中程度越高。 说 明 书 CN 103627431 A 4 3/9 页 5 0022 根据本发明， 在所述 dV/dr 随孔径变化的分布曲线中存在多个峰时， 每个峰的峰 高与该峰的半高宽的比值均应满足上述要求。 0023 图1为本发明实施例1制备的多孔载体的比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲 线示意图。图 1 中， 横坐标是多孔载体的孔径， 采用对数坐标， 单位为纵坐标是比孔容积 对孔径的微分。 图1中， M表。
18、示峰高 （即， 最大的dV/dr） ， N表示半高宽 （即， 所述分布曲线上， 纵坐标为的两个点之间的距离） 。 在计算孔径集中度时， 半高宽和峰高均采用长度的单 位。 0024 所述加氢裂化催化剂中载体含有 Y 型分子筛和无定形复合氧化物。所述无定形复 合氧化物为氧化硅、 氧化铝、 氧化钛、 氧化锆单独或它们的任意组合。 0025 优选本发明加氢裂化催化剂中的 Y 型分子筛是经过改性的， 改性方法包括 ： 交换 稀土， 脱铝等。脱铝包括 ： 热或水热脱铝、 化学脱铝、 两种方法相结合。水热脱铝最早出现在 六十年代中期， 一般在水蒸气存在下， 焙烧 NH4Y， 从而将骨架铝抽提变成非骨架铝， 。
19、骨架硅 铝比提高、 晶胞常数和离子交换容量减少。改变处理的温度、 时间、 和水蒸气分压可以调整 脱铝程度和晶胞常数的大小。化学脱铝法包括 ： EDTA 络合脱铝法， SiCl4气相同晶取代脱铝 法， (NH4)2SiF6液相同晶取代脱铝法 , 草酸液相络合脱铝法。水热和化学脱铝相结合法 ： 一 般是首先水热脱铝， 然后化学处理脱去非骨架铝。可以使用酸、 碱溶液、 盐 （如 KF） 、 络合剂 （如 EDTA） 等， 在用弱酸脱铝的同时， 也脱除分子筛体系中剩余的 Na+。 0026 本发明所述加氢裂化催化剂载体是通过以下方法制备的 ： 将无定形复合氧化物的 前身物、 Y 型分子筛、 胶溶剂和水。
20、混合， 以提供原料 ； 将所述原料送入挤出机中， 并在挤出机 中经混捏后挤出， 以得到成型体 ； 将所述成型体进行焙烧， 以得到所述载体， 其中， 所述成型 体在所述挤出机的出口处的温度为 40 150。 0027 现有技术中在用挤出机将原料挤出， 以得到成型体的过程中， 一般将所述挤出机 的冷却条件控制为使挤出的成型体的温度为室温左右 （低于40） 。 但是本发明控制使成型 体在所述挤出机的出口处的温度为 40 150， 能够使得由该成型体制备的载体的最可几 孔径和孔径集中度满足前文所述的要求。优选地， 所述成型体在所述挤出机的出口处的温 度为 60 98。 0028 本发明对于所述无定形复。
21、合氧化物的前身物的种类没有特别限定。一般地， 所述 前身物可以为 ： 所述无定形复合氧化物的水合氧化物、 含有无定形复合氧化物的前身物的 凝胶、 以及含有无定形复合氧化物的前身物的溶胶。本发明中， 术语 “水合氧化物” 是指氧 化物的水合物。 0029 例如， 在所述无定形复合氧化物为氧化铝时， 所述前身物的实例可以包括但不限 于 ： 水合氧化铝 （例如 ： 氢氧化铝、 拟薄水铝石） 、 含有水合氧化铝的凝胶、 以及含有水合氧化 铝的溶胶。 0030 所述无定形复合氧化物的前身物的平均颗粒直径为40100nm时， 制备的载体具 有更高的孔径集中度。从进一步提高制备的载体的孔径集中度的角度出发，。
22、 所述无定形复 合氧化物的前身物的平均颗粒直径优选为 40 80nm， 更优选为 40 60nm。 0031 本发明中， 所述平均颗粒直径是采用 XRD 方法， 由式 I 所示的谢乐公式计算得到 的， 说 明 书 CN 103627431 A 5 4/9 页 6 0032 0033 式 I 中， D 为平均颗粒直径 ； 0034 为 X 射线的波长 ； 0035 HKL 为衍射线半高峰强度处因晶粒度细化引起的宽化度， 其中， HKL=B-B0 ； 0036 B 为实测的半高峰宽 ； 0037 B0 为仪器的宽化度 ； 0038 为入射角。 0039 无定形复合氧化物前身物中含有相对结晶度为 8。
23、0% 以上的拟薄水铝石。 0040 本发明所述无定形复合氧化物前身物中优选含有在焙烧条件下能够形成氧化铝 的拟薄水铝石。尽管采用各种拟薄水铝石均可形成氧化铝， 但是采用相对结晶度为 80% 以 上的拟薄水铝石能够在确保最终的载体具有大的孔径和孔容的条件下， 进一步提高获得的 载体的孔径集中度。所述拟薄水铝石的相对结晶度优选为 90% 以上， 进一步优选为 90 110%。 0041 本发明中， 所述相对结晶度， 是采用 石油化工分析方法 （科学出版社， 1990 年第 一版， 杨翠定等编） 中记载的RIPP 139-90中规定的方法测定的， 其中， 所使用的标样为编号 为 S87-16B 的试。
24、样， 该标样的绝对结晶度为 98.0%， 可以由中国石油化工总公司石油化工科 学研究院商购得到。 0042 所述加氢裂化催化剂的活性金属组分为钼、 钨、 镍、 钴或其组合。 0043 所述加氢裂化催化剂， 以氧化物计并以催化剂总量为基准， 钼和 / 或钨的含量为 15 32 重 %， 镍和 / 或钴的含量 1.57.5 重 %， Y 型分子筛的含量为 0.5 25 重 %， 无定形 复合氧化物的含量为 50 83 重 %。 0044 所述加氢裂化催化剂中还含有磷、 氟、 硼、 碱金属或碱土金属， 或其组合。 0045 本发明所述加氢裂化催化剂的制备方法中包括 ： 将具有催化作用的加氢活性成分 。
25、负载在载体上， 可以为含有加氢活性组分的化合物的水溶液与所述载体接触， 干燥并焙烧。 0046 本发明对所述浸渍的温度没有特别限定， 可以是浸渍液所能达到的各种温度。对 浸渍的时间没有特别限定， 例如， 浸渍的温度可以为 5-150， 浸渍时间可以为 0.5-12 小 时。 0047 所述干燥的温度可以为 100-300， 优选为 105-250； 干燥的时间可以为 1-24 小 时， 优选为 2-12 小时。 0048 焙烧的温度可以为 350-600， 优选为 400-550 ； 焙烧的时间可以为 1-10 小时， 优选为 2-8 小时。 0049 本发明所述的加氢裂化催化剂具有适中的孔道。
26、结构， 其中可几孔较大， 有利于分 子尺寸较大的重质馏分的扩散， 也有利于中间馏分油选择性的提高 ； 酸性组分和加氢组分 良好的匹配状态， 以及载体适宜的孔径及分布， 可以有效的实现大分子芳烃饱和及环烷烃 选择性开环， 抑制链烷烃的裂解， 能够最大限度的保留尾油中的链烷烃含量。 0050 采用本发明提供的方法， 能处理重质馏分油， 在增产中间馏分油的同时， 联产链烷 烃含量很高的优质尾油。本发明同现有技术相比， 中间馏分油选择性好、 收率高， 尾油链烷 烃含量高、 粘度指数高， 适合用作优质蒸汽裂解制乙烯原料或生产润滑油基础油的原料。 作 说 明 书 CN 103627431 A 6 5/9 。
27、页 7 为蒸汽制乙烯原料时， 可有效提高乙烯、 丙烯等收率， 作为制备润滑油基础油的原料时， 经 过降凝过程， 可得到超高粘度指数的润滑油基础油。 附图说明 0051 图1为本发明实施例1制备的多孔载体的比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲 线示意图。 0052 图 2 为本发明所提供生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法的流程 示意图。 具体实施方式 0053 下面通过附图对本发明提供的方法予以进一步地说明， 但并不因此而限制本发 明。 0054 图 2 是本发明提供的生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法流程示 意图， 图中省略了许多设备， 如加热炉、 泵、 换热器、 压缩机等。。
28、 0055 原料油经管线 14、 新氢经管线 1 混合后进入加氢精制反应器 2。在加氢精制反应 器中原料油和氢气在加氢精制催化剂作用下发生脱硫、 脱氮以及芳烃饱和反应， 反应后物 流经管线 15 进入加氢裂化反应器 3， 在加氢裂化催化剂的作用下进行加氢裂化反应。加氢 裂化反应器的反应后物流经管线16进入高压分离器4进行气液分离， 高压分离器顶部的富 氢气体进入循环氢压缩机 6， 经循环氢压缩机增压后分两路分别进入加氢精制反应器 2 和 加氢裂化反应器 3。高压分离器底部排出酸性水， 高压分离器 4 下部液相物流经管线 17 进 入低压分离器 5， 在此进行进一步的气液分离， 低压分离器下部的。
29、液体经管线 18 进入分馏 塔 7 进行分馏。分馏塔 7 的塔顶分出轻烃及轻石脑油馏分经管线 8 抽出， 上部侧线 9 抽出 重石脑油馏分， 中部侧线 10 抽出煤油馏分， 下部侧线 11 抽出柴油馏分， 塔底尾油馏分经管 线 12 抽出。部分尾油馏分经增压、 换热后经管线 13 循环至反应系统， 与新鲜原料油一起进 入加氢精制反应器。 0056 下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明， 但并不因此而限制本发 明。 0057 实施例 1-2 用来说明制备加氢裂化催化剂 A 和加氢裂化催化剂 B。 0058 实施例 1 0059 取 C 粉 （取自长岭催化剂厂， 为一种拟薄水铝石， ）。
30、 130.4g， 硅铝粉 （取自长岭催化 剂厂） ， 氧化硅含量 38.2%） 45.2g， HY 型分子筛 （取自长岭催化剂厂， 氧化钠 0.19%） 28.5g， 将 几种粉合并， 混合均匀， 得到干粉。将浓硝酸 （分析纯） 7.5mL 加入盛放有 162mL 离子水中， 混合均匀， 得到酸液。 将酸液和干粉混合， 并搅拌均匀， 得到用于挤出的原料混合物， 所述去 离子水的温度使得得到的原料混合物的温度为 65。将得到的温度为 65的混合物送入 挤条机中， 将混合物挤成外接圆直径为 1.6mm 的三叶形条， 挤出物在挤出机的出口处的温 度为 88。将挤出物在 120下干燥 4 小时。然后，。
31、 在空气气氛下， 在 580的温度下， 焙烧 3 小时， 降温后得到载体， 记为载体 A1。该载体的最可几孔径、 孔径集中度在表 1 中列出。 0060 按照催化剂中氧化钨含量为 25%、 氧化镍含量为 2.8% 配置硝酸镍 ( 分析纯 , 北京 益利化学试剂厂 ) 和偏钨酸铵 ( 工业品 , 来自长岭催化剂厂 ) 混合浸渍溶液， 孔饱和法浸 说 明 书 CN 103627431 A 7 6/9 页 8 渍完毕后， 于 120下烘干 3 小时， 尔后于 450下焙烧 2.5 小时得到催化剂， 记为加氢裂化 催化剂 A。 0061 实施例 2 0062 取 D 粉 （取自长岭催化剂厂， 为一种拟。
32、薄水铝石） 152.1g， HY 型分子筛 （取自长岭 催化剂厂， 氧化钠 0.38%） 48.1g， 加田菁粉 4g 干混均匀， 以得到干粉。将 6mL 的浓硝酸以及 5g 的尿素加入盛放有 146mL 去离子水的烧杯中， 混合均匀， 以得到酸液。将酸液和干粉混 合， 并搅拌均匀， 挤成外接圆直径为 1.4 毫米的蝶形条， 所述挤出机的出口处的挤出物温度 为 80。将挤出物在 120下干燥 5 小时。然后， 在空气气氛下， 在 610的温度下， 焙烧 3 小时降至室温后得到载体， 记为载体 B1。该载体的最可几孔径、 孔径集中度在表 1 中列出。 0063 按照催化剂中氧化钨含量为 28%、。
33、 氧化镍含量为 2.9% 配置硝酸镍 ( 分析纯 , 北京 益利化学试剂厂 ) 和偏钨酸铵 ( 工业品 , 来自长岭催化剂厂 ) 混合浸渍溶液， 孔饱和法浸 渍完毕后， 于110下烘干3小时， 尔后于450下焙烧3小时， 记为记为加氢裂化催化剂B。 0064 表 1 0065 0066 实施例 3 4 用来说明本发明提供的加氢裂化方法。实施例 3 4 用的原料油 A 为一种 VGO， 其主要性质如表 2 示。 0067 实施例中所用的加氢保护催化剂的商品牌号为 RG-1， 加氢精制催化剂的商品牌号 为 RN-32V， 对比例中所用的加氢裂化催化剂的商品牌号为 RHC-1， 均为中国石化长岭催化。
34、 剂厂生产。 0068 实施例 3 0069 采用本发明提供的方法， 在反应压力为 14.0MPa， 加氢精制反应器反应温度 380， 加氢裂化反应器反应温度 393， 总体积空速为 0.68h-1的反应条件下， 以本发明提 供的加氢裂化方法， 采用原料 A 开展了试验。原料 A 依次通过加氢保护催化剂、 加氢精制催 化剂和加氢裂化催化剂 A， 所得尾油馏分不进行循环。 0070 试验结果如表 3 所示， 以新鲜原料 100% 计， 产品航煤、 柴油收率分别为 22.85% 和 33.45， 中间馏分油总收率超过 55%， 尾油收率 20.24%。所得到的加氢裂化尾油链烷烃含 量达到 68.9。
35、%， 链烷烃与单环环烷烃之和为 89.2%， 接近 90%， 其粘度指数达到 140， BMCI 值 低至6.5。 该尾油可作为制备高粘度指数的润滑油基础油原料， 也可作为优质的制乙烯装置 进料。 0071 实施例 4 0072 采用本发明提供的方法， 在反应压力为 13.0MPa， 加氢精制反应器反应温度 380， 加氢裂化反应器反应温度 395， 总体积空速为 0.68h-1的反应条件下， 以本发明提 供的加氢裂化方法， 采用原料 A 开展了试验， 原料 A 依次通过加氢保护催化剂、 加氢精制 催化剂和加氢裂化催化剂 B， 尾油部分循环回精制反应器入口， 循环量占新鲜原料重量的 35%。 。
36、说 明 书 CN 103627431 A 8 7/9 页 9 0073 试验结果如表 4 所示， 以新鲜原料 100% 计， 产品航煤、 柴油收率分别为 24.83% 和 36.36%， 中间馏分油总收率超过 60%， 尾油收率 13.20%。所得到的加氢裂化尾油链烷烃含量 超过 70%， 链烷烃与单环环烷烃之和超过 90%， 其粘度指数达到 145， BMCI 值低至 4.7。该尾 油经降凝后可生产超高粘度指数的润滑油基础油， 也可作为优质的制乙烯装置进料。 0074 对比例 1 0075 采用原料 A， 原料 A 依次通过加氢保护催化剂、 加氢精制催化剂 （RN-32V） 和加氢 裂化催化。
37、剂 （RHC-1） ， 所得尾油馏分不进行循环。在反应压力为 14.0MPa， 精制段 380， 裂 化段 383， 总体积空速为 0.68h-1的反应条件下， 进行加氢裂化试验。试验结果如表 5 所 示， 以新鲜原料100%计， 产品航煤、 柴油收率分别为20.46%和25.05%， 中间馏分油总收率为 45.51， 尾油收率 20.45%。所得到的加氢裂化尾油链烷烃含量为 64.5%， 链烷烃与单环环 烷烃之和为 81.45， 其粘度指数为 133。 0076 由实施例3与对比例1的对比结果看， 采用本发明的方法， 可提高航煤和柴油的收 率， 尤其是柴油收率有大幅度提高 ； 所得尾油链烷烃。
38、含量更高、 粘度指数更高， 作为乙烯料 和润滑油基础油时质量更优。 0077 由实施例 4 可见， 采用本发明的部分尾油循环模式， 可进一步提高中间馏分油收 率， 尾油中链烷烃含量进一步提高。 0078 表 2 原料油性质 0079 原料油编号 A 密度 （20） /(g/cm3) 0.9122 S 含量 /% 2.0 N 含量 /（g/g） 1000 馏程 (D-1160)/ 初馏点 310 10% 390 50% 442 90% 482 终馏点 530 0080 表 3 0081 说 明 书 CN 103627431 A 9 8/9 页 10 0082 表 4 0083 0084 表 5 0085 说 明 书 CN 103627431 A 10 9/9 页 11 说 明 书 CN 103627431 A 11 1/2 页 12 图 1 说 明 书 附 图 CN 103627431 A 12 2/2 页 13 图 2 说 明 书 附 图 CN 103627431 A 13 。