一种光亮油的制备方法 【技术领域】
本发明是关于一种光亮油的制备方法。
背景技术
光亮油是润滑油基础油的一类，用作内燃机油的调和组分，用来提高内燃机油在高温使用环境下的粘度，或用作车用齿轮油和工业齿轮油的主要组分。光亮油的基本指标包括运动粘度、粘度指数和倾点，其中运动粘度是特征指标。光亮油的运动粘度的大小及粘度指数的高低与原油种类、原油来源及生产方法有关，而倾点则与脱蜡深度有关。
光亮油的特点是运动粘度比较大，在基础油的牌号中，光亮油是运动粘度最大的一类。光亮油在100℃条件下的运动粘度在17‑34平方毫米/秒之间，分为90BS、120BS和150BS几种，其中90BS光亮油的运动粘度范围是17‑22平方毫米/秒，120BS光亮油的运动粘度范围是22‑28平方毫米/秒，150BS光亮油的运动粘度范围是28‑34平方毫米/秒，运动粘度越高的光亮油应用范围越广。生产光亮油的原料通常为石蜡基原油的减压渣油，中间基原油的重减压瓦斯油或减压渣油以及部分环烷基原油的减压渣油经过丙烷脱沥青后所得到的轻质脱沥青油，光亮油的运动粘度的大小及产品收率的高低受原油种类及原油来源的限制。
粘度指数是润滑油基础油的粘度随温度变化的指标，它是通过基础油40℃和100℃下的运动粘度经过标准方法计算得到的数值，用来表示基础油的粘度随温度变化而变化的性能，即粘温性能。用矿物油生产的润滑油基础油的粘度指数通常在0‑150之间，粘度指数值越大，表示基础油的粘温性能越好，对在宽温度范围下工作的发动机在高、低温下的润滑性能越好。粘温性能好的基础油，粘度指数较高，当温度变化一定数值时，基础油的粘度变化幅度比较小。粘温性能差的基础油，粘度指数较低，当温度变化一定数值时，基础油的粘度变化幅度比较大。基础油的粘度指数与其组成有关，链烷烃组分含量较高的基础油粘度指数较高，环烷烃含量较高的基础油粘度指数较低，故石蜡基原油生产的基础油粘度指数高于中间基原油生产的基础油，中间基原油生产的基础油的粘度指数高于环烷基原油生产的基础油。用传统方法生产具有较高粘度指数的光亮油时，必须对原料做出选择，利用中间基原油或环烷基原油生产光亮油时，容易获得粘度较高的产品，但粘度指数比用石蜡基原油为原来料生产的产品的粘度指数低，可见选择适宜的稳定的原料供应，是生产高粘度指数光亮油的关键。
倾点是表征基础油低温流动性的指标，当基础油倾点较高时，在使用过程中受环境温度变化的影响，当环境温度降低到其倾点温度时，基础油失去流动能力，影响机械运动部件的润滑。基础油的倾点与其正构烃、带长侧链的环烷烃或芳香烃的含量有关，生产过程中通常采用低温结晶、过滤分离将影响低温流动性的组分脱除，脱除的组分主要是在较低温度下容易形成固体的蜡分子。目前工业过程生产光亮油时，通常在低温下通过溶剂脱蜡方法脱除蜡分子，但由于光亮油粘度较大，大分子的蜡组分不能形成较大颗粒的蜡结晶，造成过滤分离困难，影响光亮油的收率，因此，生产中一般将光亮油的倾点控制在‑5℃，很难得到倾点低于‑10℃低倾点光亮油产品。
传统生产光亮油的方法一般包含如下几个步骤：减压渣油经过丙烷脱沥青后获得一种脱沥青后的轻质脱沥青油；轻质脱沥青油经过溶剂精制获得一种含蜡精制油；含蜡精制油经过溶剂脱蜡获得倾点降低的脱蜡油；脱蜡油经过白土吸附精制获得光亮油产品。由于传统生产光亮油的方法是利用物理分离手段进行生产，生产过程中没有对原料组成进行改变，因此对原料质量要求较高，并且对原料的变化的适应性较差。通常情况下，采用传统方法生产光亮油时，由减压渣油经过溶剂脱沥青后获得的轻质脱沥青油的残炭含量不大于1.0％，颜色不高于7.0。
US4259170公开了一种由减压石蜡基原油或减压混合原油的真空蒸馏馏分生产低倾点润滑油基础油的方法，所述馏分包括蒸馏馏分和脱沥青真空残渣，该方法包括通过在脱蜡条件下将所述脱沥青真空残渣馏分与脱蜡催化剂接触以对所述脱沥青真空残渣进行催化脱蜡，从而降低其倾点，并对蒸馏馏分进行溶剂脱蜡，所述脱蜡催化剂含有硅铝比至少为12和约束系数为1.0‑12.0的晶体分子筛。该方法与传统生产光亮油的方法相比，是利用催化脱蜡代替溶剂脱蜡，从而降低光亮油的倾点。在该方法中，降低光亮油的倾点利用了将正构烃进行完全化学转化的方法，但由于催化脱蜡反应过程不能对原料中的芳香烃和环烷烃等影响光亮油粘度指数的组分进行有效转化，故本方法同传统的生产方法一样，只能通过溶剂精制过程调整产品中的烃类组成，调整幅度有限，对原料性质及来源变化的适应性较差。
张卫星等在“加氢处理制取光亮油工艺”(抚顺石油学院学报，Vol.21，No.1，2001(3)：27‑30)中报道了一种采用大庆原油的脱沥青油为原料生产光亮油的方法。该方法的特征在于选择了经过溶剂脱蜡后粘度指数较高(粘度指数为92)的大庆原油生产的轻质脱沥青油为原料，经过加氢处理，将加氢处理过的组分蒸馏后进行溶剂脱蜡，得到脱蜡油，将脱蜡油再经过白土吸附精制从而获得光亮油产品。所得到的光亮油产品的倾点为‑6℃，粘度指数为105，粘度指数比用传统方法生产的产品提高了13个单位。该方法中加氢处理反应的条件为氢分压0.7‑5.0兆帕，反应温度300‑400℃，空速0.3‑1.5小时‑1，氢油体积比(400‑1500)∶1。
上述方法由于没有针对原料的预处理手段，只能采用质量较好(即由其生产的脱沥青油具有较高粘度指数)的石蜡基原油的残渣油为原料，对原料的选择具有一定的限制，当采用质量较差的原料时，为了使产品能达到与上述情况相近的粘度指数要求，必须提高加氢处理的反应深度，反应深度的提高则不可避免地造成粘度损失过大，导致光亮油产品粘度等级降低，甚至得不到粘度等级较高的光亮油产品。因此该方法尚不能对目前润滑油生产厂由于加工原油的多样性和不确定等因素造成的产品性质变化进行有效解决。另外，该方法对最终产品采用了白土吸附精制的方法，过程中存在废白土的处理问题，增加了生产成本。废白土的直排则会造成一定污染。
随着优质原油资源的日趋减少以及原油资源供应的全球化，生产基础油的原料种类及原料来源趋于多样化，用于生产高粘度指数光亮油的优质原料日趋减少，特别是原油供应来源的频繁变化导致生产光亮油的原料中硫、氮含量增加，组成变化大，酸值增加，致使光亮油产品在运动粘度、粘度指数和酸值等指标方面的变化，造成质量不稳定，甚至不能生产出运动粘度和粘度指数都符合质量要求的光亮油。上述文献所给出的方法，虽然涉及了光亮油生产的相关过程，但都没有提出解决原料性质变化造成产品质量不稳定及由于脱蜡困难不能生产低倾点光亮油的方法，也没有提出解决目前生产中所面临的由原料劣质化所造成的困难的手段。因此现有的生产光亮油的方法需要在提高对原料的适应性及解决生产低倾点产品的脱蜡问题方面进行进一步的研究与改进。
【发明内容】
本发明的目的是为了克服现有技术的光亮油的生产方法不能解决原料性质变化造成产品质量不稳定及由于脱蜡困难不能生产低倾点光亮油的问题的缺点，提供一种能够解决原料性质变化造成产品质量不稳定及由于脱蜡困难不能生产低倾点光亮油的问题的具有高粘度指数和低倾点光亮油的制备方法。
本发明提供了一种具有高粘度指数和低倾点光亮油的制备方法，其中，该方法包括以下步骤：
(1)将减压渣油与脱沥青溶剂接触，进行溶剂脱沥青，获得一种脱除沥青组分及重质脱沥青油组分的轻质脱沥青油，所述溶剂脱沥青的条件使所得轻质脱沥青油中，残炭含量不高于2重量％，色度不大于8号，正庚烷不溶物的含量不大于100ppm，轻质脱沥青油的干点不大于700℃；
(2)将所述轻质脱沥青油与对大分子多环芳烃有选择性溶解能力的溶剂接触，以至少脱除其中的部分大分子多环芳烃，获得大分子多环芳烃的含量为15‑30重量％的含蜡精制油；所述大分子多环芳烃是指苯环数大于3的多环芳烃；
(3)将上述含蜡精制油与氢气的混合物分别与加氢处理催化剂和加氢精制催化剂接触，得到硫含量不高于300ppm，氮含量不高于50ppm，总芳烃含量不高于20重量％，粘度指数不低于85的加氢全馏分油；
(4)从上述加氢全馏分油中除去终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程不低于500℃、粘度指数提高的含蜡加氢处理油；
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油，接触的条件使得所得脱蜡油的倾点为0‑10℃；
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物分别与脱蜡催化剂和加氢精制催化剂接触，将所得接触后的产物进行气提后，得到倾点不高于‑10℃、色度不大于1号的光亮油产品。
本发明提供的方法一方面能够降低对生产光亮油的原料的质量要求，应对原料变化而从减压渣油生产出光亮油，可以采用由传统方法只能生产低粘度指数光亮油产品的中间基或混合基原料，生产出运动粘度符合要求、高粘度指数以及低倾点的光亮油产品；另一方面还能获得较高的光亮油收率。与传统方法相比，采用本发明提供的方法，降低了对轻质脱沥青油的质量要求，从而可以提高丙烷脱沥青过程中轻质脱沥青油的收率，传统方法中，采用本发明中的中间基原油的减压残渣油为原料生产光亮油时，丙烷脱沥青过程的轻质脱沥青油的收率必须控制在不大于20％，而采用本发明的方法，轻质脱沥青油的重量收率可以提高到24‑26％。将上述轻质脱沥青油经过后续步骤进一步生产光亮油时，传统方法以轻质脱沥青油进料为基准的光亮油的重量收率为5.0‑7.0重量％，而以经本发明提供的方法以渣油进料为基准的光亮油收率为6.0‑8.5％，也即，在相同原料条件下，采用本发明提供的方法，光亮油的收率可以提高1‑3.5％。而且在相同原料的情况下，采用传统方法只能生产出粘度指数范围仅为45‑80、倾点不低于‑6℃的光亮油；而采用本发明的方法则可以生产出粘度指数大于85、倾点不高于‑10℃的光亮油，其中粘度指数的提高幅度大于20个单位。
【附图说明】
图1为本发明提供的光亮油的制备方法的流程图。
【具体实施方式】
如图1所示，本发明提供的光亮油的制备方法包括以下步骤：
(1)将减压渣油与脱沥青溶剂接触，进行溶剂脱沥青，获得一种脱除沥青组分及重质脱沥青油组分的轻质脱沥青油，所述溶剂脱沥青的条件使所得轻质脱沥青油中，残炭含量不高于2重量％，色度不大于8号，正庚烷不溶物的含量不大于100ppm，轻质脱沥青油的干点不大于700℃；
(2)将所述轻质脱沥青油与对大分子多环芳烃有选择性溶解能力的溶剂接触，以至少脱除其中的部分大分子多环芳烃，获得大分子多环芳烃的含量为15‑30重量％的含蜡精制油；所述大分子多环芳烃是指苯环数大于3的多环芳烃；
(3)将上述含蜡精制油与氢气的混合物分别与加氢处理催化剂和加氢精制催化剂接触，得到硫含量不高于300ppm，氮含量不高于50ppm，总芳烃含量不高于20重量％，粘度指数不低于85的加氢全馏分油；
(4)从上述加氢全馏分油中除去终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程不低于500℃、粘度指数提高的含蜡加氢处理油；
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油，接触的条件使得所得脱蜡油的倾点为0‑10℃；
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物分别与脱蜡催化剂和加氢精制催化剂接触，将所得接触后的产物进行气提后，得到倾点不高于‑10℃、色度不大于1号的光亮油产品。
根据本发明提供的制备方法，尽管只要包括上述6个步骤即可实现本发明的目的，但优选情况下，步骤(1)中，所述溶剂脱沥青的条件使所得轻质脱沥青油中，残炭含量不高于1.5重量％，色度不大于7.5号，正庚烷不溶物的含量不大于80ppm，终馏点低于500℃的组分的含量不高于15重量％，优选不高于10重量％，进一步优选不高于5重量％。
具体的，所述溶剂脱沥青的条件包括所述脱沥青溶剂为碳原子数为2‑5的烃，溶剂脱沥青的温度为40‑80℃，时间为25‑30分钟，脱沥青溶剂与减压渣油的体积比为5‑7。所述脱沥青溶剂为丙烷或丙烷与乙烷、丙烯、丁烷和戊烷中的一种或几种的混合溶剂，且丙烷的含量为80‑100重量％，优选为90‑100重量％，进一步优选为95‑100重量％。
本发明中，除非特别说明，所述色度是指采用GB/T 6540测得的色度值。
步骤(1)所述溶剂脱沥青过程是本领域技术人员所熟知的过程，一般包括混合、抽提和沉降分离三个步骤，例如，可以在由抽提塔和沉降塔两个塔组成的抽提、沉降系统中进行。先将减压渣油与溶剂混合后送到抽提塔，在抽提塔中进行充分抽提，然后再在沉降塔中进行沉降分离，完成溶剂脱沥青过程。所述溶剂脱沥青的温度为40‑80℃是指抽提的温度和沉降的温度分别在40‑80℃范围内。
所述减压渣油是指原油经过蒸馏后获得的减压渣油，例如可以是中间基原油经过蒸馏后获得的减压渣油。在本发明中，减压渣油经过溶剂脱沥青后获得的轻质脱沥青油的残炭含量与传统方法相比，可以放宽到2重量％，色度可以放宽到8.0号。由此可见，本发明提供的方法降低了生产光亮油的原料的要求。
根据本发明提供的制备方法，步骤(2)中，轻质脱沥青油与对大分子多环芳烃具有选择性溶解能力的溶剂接触的条件使通过步骤(2)获得的所述含蜡精制油中的大分子多环芳烃的含量为15‑30重量％，而在步骤(2)所用轻质脱沥青油中大分子多环芳烃的含量一般为35‑50重量％。本发明中，所述大分子多环芳烃是指苯环数大于3的多环芳烃。
具体的，步骤(2)中，所述溶剂可以为糠醛和/或N‑甲基吡咯烷酮。在本发明提供的方法中，可采用以比传统方法生产光亮油时更低的剂油比进行精制，从而提高含蜡精制油的收率。本发明提供的方法中，溶剂的用量使溶剂与轻质脱沥青油的重量比为2‑5，优选为2.5‑4，进一步优选为3‑3.5。在上述优选范围内，在保证含蜡精制油收率的情况下可以进一步提高含蜡精制油的质量。
所述轻质脱沥青油与对大分子多环芳烃具有选择性溶解能力的溶剂接触可以在85‑125℃下进行，接触的时间可以为25‑55分钟，优选为25‑35分钟。所述接触可以在抽提塔中进行。
通过步骤(2)后可以脱除大分子多环芳烃等非理想组分，获得一种残炭含量不高于1.5重量％，优选不高于1.0重量％；色度不大于8号，优选不大于7.5号；正庚烷不溶物的含量不大于70ppm，优选不大于60ppm，进一步优选不大于50ppm的含蜡精制油。
步骤(3)中，含蜡精制油与加氢处理催化剂接触和加氢精制催化剂接触的条件优选使通过步骤(3)获得的加氢全馏分油的硫、氮、总芳烃和环烷烃含量降低，并且硫含量降至100‑300ppm，氮含量降至10‑50ppm，总芳烃含量降至5‑20重量％、粘度指数升高至85‑110。所述总芳烃含量指含蜡精制油中各种芳烃的总含量，所述芳烃包括前述大分子多环芳烃。
具体的，所述与加氢处理催化剂接触的条件包括氢气分压可以为10‑20兆帕，反应温度可以为350‑410℃，液时空速可以为0.3‑2小时‑1，氢油体积比可以为600‑3000∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压可以为10‑20兆帕，反应温度可以为230‑370℃，液时空速可以为0.6‑3小时‑1，氢油体积比可以为200‑1200∶1。
优选情况下，所述与加氢处理催化剂接触的条件包括氢气分压为12‑20兆帕，反应温度为360‑400℃，液时空速为0.3‑1.5小时‑1，氢油体积比为800‑2500∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压为12‑20兆帕，反应温度为250‑350℃，液时空速为0.6‑2小时‑1，氢油体积比为300‑1000∶1。
进一步优选情况下，所述与加氢处理催化剂接触的条件包括氢气分压为13.5‑20兆帕，反应温度为365‑395℃，液时空速为0.4‑1小时‑1，氢油体积比为850‑1500∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压为13.5‑20兆帕，反应温度为260‑320℃，液时空速为0.6‑1.5小时‑1，氢油体积比为350‑600∶1。
所述加氢处理催化剂可以是本领域公知的加氢处理催化剂，例如，可以采用CN85104438A公开的催化剂，具体的，所述加氢处理催化剂包括载体和负载在该载体上的活性组分，所述活性组分为氧化镍、氧化钨和卤素元素助剂。所述卤素元素助剂用于增强催化剂的酸性，优选为氟。以所述加氢处理催化剂的重量为基准，所述加氢处理催化剂含有1‑5重量％优选1.5‑3.5重量％的氧化镍，12‑35重量％优选18‑30重量％的氧化钨，以元素计，1‑9重量优选3‑5重量％的助剂，余量为作为载体的氧化铝。上述加氢处理催化剂可以商购得到。
用于步骤(3)中的所述加氢精制催化剂可以是本领域公知的加氢精制催化剂，例如，可以采用CN1840618A公开的催化剂，具体的，所述加氢精制催化剂包括载体和负载在该载体上的活性组分，所述活性组分为氧化镍、氧化钼和氧化钨。以所述加氢精制催化剂的重量为基准，所述氧化镍的含量为1‑10重量％，氧化钼和氧化钨之和大于10至50重量％，余量为作为载体的氧化硅‑氧化铝。上述催化剂可以商购得到。
所述加氢处理催化剂可以为各种非贵金属加氢处理催化剂。所述非贵金属加氢处理催化剂通常由耐热无机氧化物载体(含或不含分子筛)和负载在该载体上的钴和/或镍、钼和/或钨以及含或不含选自氟、磷或硼中的一种或几种助剂组成。其中，所述各组分的含量为常规含量，以氧化物计并以催化剂为基准，优选含有1‑8重量％的钴和/或镍，10‑35重量％的钼和/或钨，以元素计，0‑6重量％的氟、磷和硼中的一种或几种助剂组分，余量的载体。所述载体可选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化镁、氧化硅‑氧化铝、氧化铝‑氧化镁、氧化硅‑氧化镁、氧化硅‑氧化锆、氧化硅‑氧化钍、氧化硅‑氧化铍、氧化硅‑氧化钛、氧化硅‑氧化锆、氧化钛‑氧化锆、氧化硅‑氧化铝‑氧化钍、氧化硅‑氧化铝‑氧化钛、氧化硅‑氧化铝‑氧化镁、氧化硅‑氧化铝‑氧化锆、天然沸石、粘土中的一种或几种。满足上述条件的加氢处理催化剂可以通过各种方法得到，例如，可以采用公知的方法制备得到，也可以商购得到。
通过该步骤将含蜡精制油和氢气的混合物与加氢处理催化剂和加氢精制催化剂接触，脱除含蜡精制油中的部分硫化物、氮化物，并降低精制油中的芳烃和环烷烃的含量，获得一种粘度指数提高的加氢全馏分油。
步骤(4)中，可以通过常压蒸馏的方式将加氢全馏分油进行蒸馏分离，分离出终馏点小于500℃的轻组分，从而获得一种终馏点不低于500℃馏程一般为500‑700℃、粘度指数提高的高粘度含蜡油。一般情况下，通过蒸馏，可以将加氢全馏分油的粘度提高25‑30，例如，一般由60‑70提高到85‑100。所得粘度指数提高的高粘度含蜡油的蜡含量一般为28‑36重量％。
采用上述步骤(1)至(4)得到的粘度指数提高的高粘度含蜡油的粘度指数一般为85‑100，倾点一般为0‑10℃，而经过传统方法脱蜡后所得到的脱蜡油的粘度指数一般为60‑75，倾点一般为‑10℃至‑5℃。
根据本发明提供的制备方法，其中，步骤(5)中，所述脱蜡溶剂优选为甲乙酮和甲苯的混合物，二者所形成的混合物的体积比可以为60∶40‑70∶30。所述脱蜡条件包括脱蜡溶剂与含蜡加氢处理油的体积比可以为4.5‑5.5∶1，冷点原料温度可以为34‑36℃，冷点溶剂温度为28‑32℃，终冷温度和过滤温度均可以为0℃至‑5℃，而现有的溶剂脱蜡的终冷温度和过滤温度通常要求低于‑15℃，由此可见，本发明提供的方法对溶剂脱蜡的要求降低了。
根据本发明提供的制备方法，优选情况下，步骤(6)中，与脱蜡催化剂接触进行催化脱蜡反应的条件包括氢气分压为2‑20兆帕，反应温度为260‑380℃，液时空速为0.3‑5小时‑1，氢油体积比为100‑1000∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压为2‑20兆帕，反应温度为260‑350℃，液时空速为0.6‑3小时‑1，氢油体积比为200‑1200∶1。
进一步优选情况下，所述与脱蜡催化剂接触的条件包括氢气分压为2.5‑18兆帕，反应温度为280‑360℃，液时空速为0.6‑4小时‑1，氢油体积比为200‑850∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压为2.5‑18兆帕，反应温度为270‑330℃，液时空速为0.8‑2小时‑1，氢油体积比为300‑1000∶1。
更进一步优选所述与脱蜡催化剂接触的条件包括氢气分压为3.5‑16兆帕，反应温度为260‑360℃，液时空速为0.6‑3.2小时‑1，氢油体积比为300‑600∶1；所述与加氢精制催化剂接触的条件包括氢气分压为3.5‑16兆帕，反应温度为280‑320℃，液时空速为0.8‑1.5小时‑1，氢油体积比为300‑600∶1。
按照本发明所述的方法，所述催化脱蜡反应，以加氢催化转化溶剂脱蜡残余的直链蜡分子和支链化程度较低、凝点较高的烷烃为目的。其中所用催化剂可以选自本领域中熟知的催化脱蜡、异构化脱蜡用催化剂中的一种或几种，通常为对正构烃分子具有选择性择形裂化性能的分子筛催化剂。所述催化脱蜡催化剂的组成为本领域技术人员所公知，通常为含有至少一种选自第VIII族的镍、铂和/或钯金属组分的中孔分子筛。所述的中孔分子筛同样为本领域所公知，例如，可以是选自ZSM‑5、ZSM‑11、ZSM‑12、ZSM‑23、ZSM‑35、ZSM‑38、SAPO‑11和SAPO‑41中的一种或几种。以金属计并以催化剂为基准，所述第VIII族金属的含量优选为0.1‑10重量％，更为优选为0.1‑5重量％。例如，CN1228357A公开的含分子筛和贵金属催化剂、CN1448484A公开的脱蜡催化剂、CN1803998A公开的脱蜡催化剂和CN1382526A公开的加氢脱蜡催化剂等，都具有很好的蜡加氢异构化反应性能，均可作为加氢异构化催化剂用于本发明。
步骤(6)中所用的加氢精制催化剂可以与步骤(3)中所用的加氢精制催化剂相同或不同。优选情况下，用于步骤(6)中的所述加氢精制催化剂包括载体和负载在该载体上的活性组分，所述活性组分为氧化镍、氧化钨和碱土金属氧化物助剂。以所述加氢精制催化剂的重量为基准，所述氧化镍的含量为2.5‑6重量％，氧化钨的含量为24‑34重量％，碱土金属氧化物的含量为0.1‑1.9重量，余量为作为载体的氧化铝。所述碱土金属可以为镁、钙、钡和锶中的一种或几种。所述碱土金属用于调整催化剂的酸性。CN1085934A对此类催化剂进行了描述，这里将其并入本发明引用。上述加氢精制催化剂均可以商购得到。
步骤(6)通过将倾点仍较高的脱蜡油与氢气的混合物在催化脱蜡反应器中与脱蜡催化剂和加氢精制催化剂接触，将影响倾点的烃分子进行裂化、精制并分离，从而获得粘度指数较高和倾点较低的光亮油。
步骤(6)中所述气提的方法已为本领域技术人员所公知，具体的操作通常包括使用过热蒸汽将步骤(6)中所得产物中的低沸点组分除去，从而获得粘度指数较高和倾点较低的光亮油。
本发明提供的方法一方面能够降低对生产光亮油的原料的质量要求，另一方面还能获得较高的光亮油收率。与传统方法相比，采用本发明提供的方法，降低了对轻质脱沥青油的质量要求，从而可以提高丙烷脱沥青过程中轻质脱沥青油的收率，传统方法中，采用本发明中的中间基原油的减压残渣油为原料生产光亮油时，丙烷脱沥青过程的轻质脱沥青油的收率必须控制在不大于20％，而采用本发明的方法，轻质脱沥青油的重量收率可以提高到24‑26％。将上述轻质脱沥青油经过后续步骤进一步生产光亮油时，传统方法以轻质脱沥青油进料为基准的光亮油的重量收率为5.0‑7.0重量％，而以经本发明提供的方法以渣油进料为基准的光亮油收率为6.0‑8.5％，也即，在相同原料条件下，采用本发明提供的方法，光亮油的收率可以提高1‑3.5％。
下面将通过实施例的方式对本发明做进一步的说明。
实施例1
该实施例用于说明本发明提供的光亮油的制备方法。
按照图1所述的流程制备光亮油。
(1)以中间基原油经蒸馏获得的减压渣油为原料，在包括抽提塔和沉降塔的丙烷脱沥青装置中进行丙烷脱沥青，获得轻质脱沥青油。操作条件如下：原料入塔温度为98℃，溶剂入塔温度为38℃，剂油体积比为6.0；抽提塔温度为40‑65℃，沉降塔温度为65‑76℃，脱沥青溶剂为丙烷和戊烷的混合容器，且其中丙烷的含量为94.2重量％。在上述条件下，轻质脱沥青油的重量收率为19.5％。轻质脱沥青油的性质为残炭含量为1.0重量％，色度为7.5号，正庚烷不溶物为50ppm，干点为700℃。
(2)将上述轻质脱沥青油在抽提塔中与糠醛接触，获得含蜡精制油。抽提塔塔顶温度为125℃，塔底温度为85℃，糠醛和轻质脱沥青油的重量比为3.5∶1，接触的时间为30分钟；含蜡精制油的性质为：色度为6.5号，残炭含量为0.33重量％，大分子多环芳烃含量为15重量％，含蜡精制油的重量收率为80.1％。
(3)将上述含蜡精制油先后与RL‑1加氢处理催化剂和RLF‑2加氢精制催化剂接触，获得加氢处理/加氢精制全馏分油，所得加氢全馏分油的硫含量为20ppm、氮含量为2ppm、总芳烃含量为5重量％、粘度指数为100，色度为0.5号。含蜡精制油与两种催化剂接触的条件如下表1所示。
(4)对上述加氢全馏分油进行蒸馏，分离出终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程为500‑700℃的含蜡加氢处理油。
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂在脱蜡溶剂装置中接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油。所使用的脱蜡溶剂是甲乙酮和甲苯的混合物，其体积比为65/35，脱蜡条件为脱蜡溶剂和含蜡加氢处理油的体积比4.6∶1，冷点原料温度为36℃，冷点溶剂温度32℃，终冷温度和过滤温度均为‑5℃。所得脱蜡油的倾点为0℃。
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物先后与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触，气提后得到粘度指数为105、倾点为‑15℃的光亮油产品。与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触的反应条件见表2，光亮油产品的性质见表9。
表1
步骤(3) 加氢处理 加氢精制
氢分压(兆帕) 16 16
反应温度(℃) 370 290
液时空速(小时‑1) 0.8 1.2
氢油比(体积比) 1000∶1 200∶1
表2
步骤(6) 催化脱蜡 加氢精制
氢分压(兆帕) 8.0 8.0
反应温度(℃) 320 285
液时空速(小时‑1) 1.0 1.0
氢油比(体积比) 380 380
对比例1
该对比例用于说明现有的光亮油制备方法。
(1)以中间基原油经蒸馏获得的减压渣油(与实施例1相同来源，下同)为原料，在包括抽提塔和沉降塔的丙烷脱沥青装置中进行丙烷脱沥青，获得轻质脱沥青油。操作条件如下：原料入塔温度为98℃，溶剂入塔温度38℃，溶剂重量比6.0；萃取塔温度为40‑65℃，沉降塔温度为65‑76℃，脱沥青溶剂中丙烷的含量为94.2重量％。在上述条件下，轻质脱沥青油的重量收率19.5％。轻质脱沥青油的性质为残炭含量为1.0重量％，色度为7.5号，正庚烷不溶物为50ppm。
(2)将上述轻质脱沥青油进行浅度精制，获得含蜡精制油。精制条件为，所使用的溶剂为糠醛，抽提塔塔顶温度为125℃，塔底温度为85℃，溶剂和轻质脱沥青油的重量比为3.5∶1，含蜡精制油的性质为，色度6.5号，残炭含量0.33重量％，含蜡精制油的重量收率为80.1％。
(3)将上述含蜡精制油进行溶剂脱蜡，所使用的溶剂是甲乙酮和甲苯的混合物，其体积比为65/35，脱蜡条件为溶剂和含蜡精制油的体积比4.6∶1，冷点原料温度为34‑36℃，冷点溶剂温度28‑32℃，终冷温度和过滤温度均为‑16℃。经过脱蜡后脱蜡油的倾点为‑6℃，色度大于8号。
(4)将上述脱蜡油用白土进行吸附精制，操作条件为：脱蜡油和白土的接触温度为85℃，白土加入量占脱蜡油重量的4.5重量％，蒸发塔顶部温度为135‑145℃，底部温度为245℃，脱蜡油和白土的接触时间为40分钟，一次过滤温度为135‑145℃，二次过滤温度为125‑135℃。经过白土吸附精制后产品性质为，倾点‑6℃，色度为6.0，白土精制的重量收率为96％。所得光亮油的性质见表9。
实施例2
该实施例用于说明本发明提供的光亮油的制备方法。
按照图1所述的流程制备光亮油。
(1)以中间基原油经蒸馏获得的减压渣油为原料，在包括抽提塔和沉降塔的丙烷脱沥青装置中进行丙烷脱沥青，获得轻质脱沥青油。操作条件如下：原料入塔温度为98℃，溶剂入塔温度为38℃，剂油体积比为5.0；抽提塔温度为40‑65℃，沉降塔温度为65‑76℃，脱沥青溶剂为丙烷和丙烯的混合容器，且其中丙烷的含量为90.2重量％。在上述条件下，轻质脱沥青油的重量收率为20.1％。轻质脱沥青油的性质为残炭含量为0.8重量％，色度为7.0号，正庚烷不溶物为80ppm，干点为700℃。
(2)将上述轻质脱沥青油在抽提塔中与N‑甲基吡咯烷酮接触，获得含蜡精制油。抽提塔塔顶温度为115℃，塔底温度为90℃，N‑甲基吡咯烷酮和轻质脱沥青油的重量比为2.5∶1，接触的时间为25分钟；含蜡精制油的性质为：色度为8.0号，残炭含量为0.42重量％，大分子多环芳烃含量为20重量％，含蜡精制油的重量收率为85％。
(3)将上述含蜡精制油先后与RL‑1加氢处理催化剂和RLF‑2加氢精制催化剂接触，获得加氢处理/加氢精制全馏分油，所得加氢全馏分油的硫含量为50ppm、氮含量为5ppm、总芳烃含量为6重量％、粘度指数为105，色度为0.5号。含蜡精制油与两种催化剂接触的条件如下表3所示。
(4)对上述加氢全馏分油进行蒸馏，分离出终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程为500‑700℃的含蜡加氢处理油。
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂在脱蜡溶剂装置中接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油。所使用的脱蜡溶剂是甲乙酮和甲苯的混合物，其体积比为70/30，脱蜡条件为脱蜡溶剂和含蜡加氢处理油的体积比5∶1，冷点原料温度为34℃，冷点溶剂温度30℃，终冷温度和过滤温度均为0℃。所得脱蜡油的倾点为5℃。
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物先后与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触，气提后得到粘度指数为101、倾点为‑15℃的光亮油产品。与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触的反应条件见表4，光亮油产品的性质见表9。
表3
步骤(3) 加氢处理 加氢精制
氢分压(兆帕) 10 20
反应温度(℃) 375 310
液时空速(小时‑1) 0.5 1.0
氢油比(体积比) 2000∶1 500∶1
表4
步骤(6) 催化脱蜡 加氢精制
氢分压(兆帕) 18 10.0
反应温度(℃) 300 300
液时空速(小时‑1) 2.0 1.5
氢油比(体积比) 680 580
实施例3
该实施例用于说明本发明提供的光亮油的制备方法。
按照图1所述的流程制备光亮油。
(1)以中间基原油经蒸馏获得的减压渣油为原料，在包括抽提塔和沉降塔的丙烷脱沥青装置中进行丙烷脱沥青，获得轻质脱沥青油。操作条件如下：原料入塔温度为98℃，溶剂入塔温度为38℃，剂油体积比为5.8；抽提塔温度为40‑65℃，沉降塔温度为65‑76℃，脱沥青溶剂为丙烷。在上述条件下，轻质脱沥青油的重量收率为22.5％。轻质脱沥青油的性质为残炭含量为0.8重量％，色度为7.0号，正庚烷不溶物为95ppm，干点为700℃。
(2)将上述轻质脱沥青油在抽提塔中与糠醛接触，获得含蜡精制油。抽提塔塔顶温度为125℃，塔底温度为85℃，糠醛和轻质脱沥青油的重量比为4.5∶1，接触的时间为25分钟；含蜡精制油的性质为：色度为6.8号，残炭含量为0.51重量％，大分子多环芳烃含量为15重量％，含蜡精制油的重量收率为87.1％。
(3)将上述含蜡精制油先后与RL‑1加氢处理催化剂和RLF‑2加氢精制催化剂接触，获得加氢处理/加氢精制全馏分油，所得加氢全馏分油的硫含量为80ppm、氮含量为6ppm、总芳烃含量为5重量％、粘度指数为110，色度为0.5号。含蜡精制油与两种催化剂接触的条件如下表5所示。
(4)对上述加氢全馏分油进行蒸馏，分离出终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程为500‑700℃的含蜡加氢处理油。
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂在脱蜡溶剂装置中接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油。所使用的脱蜡溶剂是甲乙酮和甲苯的混合物，其体积比为60/40，脱蜡条件为脱蜡溶剂和含蜡加氢处理油的体积比5.5∶1，冷点原料温度为36℃，冷点溶剂温度32℃，终冷温度和过滤温度均为0℃。所得脱蜡油的倾点为6℃。
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物先后与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触，气提后得到粘度指数为98、倾点为‑15℃的光亮油产品。与催化脱蜡催化剂和加氢精制催化剂接触的反应条件见表6，光亮油产品的性质见表9。
表5
步骤(3) 加氢处理 加氢精制
氢分压(兆帕) 12 20
反应温度(℃) 400 280
液时空速(小时‑1) 0.65 1.3
氢油比(体积比) 1500∶1 300∶1
表6
步骤(6) 催化脱蜡 加氢精制
氢分压(兆帕) 2 11
反应温度(℃) 325 285
液时空速(小时‑1) 3.8 1.8
氢油比(体积比) 380 380
实施例4
该实施例用于说明本发明提供的光亮油的制备方法。
按照图1所述的流程制备光亮油。
(1)以中间基原油经蒸馏获得的减压残渣油为原料，在包括抽提塔和沉降塔的丙烷脱沥青装置上进行丙烷脱沥青，获得轻质脱沥青油。操作条件如下：原料入塔温度为98℃，溶剂入塔温度38℃，溶剂比5.2；抽提塔温度为40‑65℃，沉降塔温度为65‑76℃，脱沥青溶剂中丙烷的含量为91.4重量％。在上述条件下，轻质脱沥青油的重量收率24.2％。轻质脱沥青油的性质为残炭为1.8％，色度大于8.0号，正庚烷不溶物为99ppm，干点为700℃。
(2)将上述轻质脱沥青油在溶剂精制装置上进行浅度精制，获得含蜡精制油，所使用的溶剂为糠醛。精制条件为，抽提塔塔顶温度为125℃，塔底温度为85℃，溶剂和轻质脱沥青油的重量比为3.0∶1，含蜡精制油的性质为，色度为8号，残炭含量1.2％，大分子多环芳烃含量为15重量％，含蜡精制油的重量收率为90％。
(3)将上述含蜡精制油先后与RL‑1加氢处理催化剂和RLF‑2加氢精制催化剂接触，获得加氢处理/加氢精制全馏分油，所使全馏分油的硫含量100ppm、氮含量10ppm、总芳烃含量为6重量％、粘度指数为105，色度为0.5号。含蜡精制油与两种催化剂接触的条件如下表7所示。
(4)对上述加氢全馏分油进行蒸馏，分离出终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程为500‑700℃的含蜡加氢处理油。
(4)对上述加氢全馏分油进行常压蒸馏和减压蒸馏分离，分离出终馏点小于500℃的轻组分，获得一种馏程不低于500℃的含蜡加氢处理油。
(5)将上述含蜡加氢处理油与脱蜡溶剂在脱蜡溶剂装置中接触，脱除含蜡油中的部分蜡，得到脱蜡油。所使用的脱蜡溶剂是甲乙酮和甲苯的混合物，其体积比为65/35，脱蜡条件为脱蜡溶剂和含蜡加氢处理油的体积比5∶1，冷点原料温度为34℃，冷点溶剂温度30℃，终冷温度和过滤温度均为5℃。所得脱蜡油的倾点为9℃。
(6)将上述脱蜡油与氢气的混合物先后与RDW‑1催化脱蜡催化剂和RJW‑2加氢精制催化剂接触，然后气提，得到粘度指数为87、倾点为‑15℃的光亮油产品。与催化脱蜡催化剂和加氢精制催化剂接触的反应条件见表8，光亮油产品的性质见表9。
表7
步骤(3) 加氢处理 加氢精制
氢分压(兆帕) 16 16
反应温度(℃) 385 290
液时空速(小时‑1) 0.65 1.3
氢油比(体积比) 1100∶1 800∶1
表8
步骤(6) 催化脱蜡 加氢精制
氢分压(兆帕) 8.0 8.0
反应温度(℃) 345 285
液时空速(小时‑1) 2.8 1.2
氢油比(体积比) 380 580
表9
从上表9的结果可以看出，采用本发明提供的方法获得的光亮油与现有技术相比，在丙烷脱沥青过程及溶剂精制过程的操作条件相同的情况下，可以生产出高粘度指数、以及低硫、低氮和颜色好的光亮油产品，并且在优选条件下，光亮油的收率有明显提高。