一种重油加工方法

摘要

本发明公开了种重油加工方法,该方法包括:a、将重油进行脱蜡处理,得到脱油蜡和脱蜡油;其中,以重油的总质量为基准,所述重油中饱和烃的质量分数大于90质量%;b、将步骤a中所得的脱油蜡进行第催化裂化,得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和重油;将步骤a中所得的脱蜡油进行第二催化裂化,得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和重油。与现有技术相比,本发明的方法不仅扩大了催化裂化原料的来源,还可以增加催化裂化液化气和汽油的产率。

权利要求

1.一种重油加工方法，该方法包括：

a、将重油进行脱蜡处理，得到脱油蜡和脱蜡油；其中，以重油的总质量为基准，所述重油中饱和烃的质量分数大于90质量％；所述重油选自加氢裂化尾油和富含饱和烃的亚组分中的一种或几种，所述富含饱和烃的亚组分是将初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分进行分离处理所得的分离产物；

b、将步骤a中所得的脱油蜡进行第一催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油；

将步骤a中所得的脱蜡油进行第二催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油。

2.根据权利要求1的方法，其中，以重油的总质量为基准，所述重油中饱和烃的质量分数大于95质量％。

3.根据权利要求1的方法，其中，所述重油含有加氢裂化尾油。

4.根据权利要求1的方法，其中，所述二次加工过程为选自溶剂脱沥青过程、焦化过程、催化裂化过程和加氢处理过程中的至少一种。

5.根据权利要求1的方法，其中，所述分离处理为选自溶剂萃取处理、固相萃取处理和膜分离处理方法中的至少一种。

6.根据权利要求5的方法，其中，所述溶剂萃取处理为选自溶剂精制萃取、超临界流体萃取和离子液体萃取中的至少一种。

7.根据权利要求5的方法，其中，所述固相萃取处理包括以下步骤：

先将所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于

350℃的馏分采用稀释剂稀释后送入固定相中，得到混合固定相；然后用C5-C6的烷烃冲洗所述混合固定相，得到所述分离产物；其中，所述固定相含有负载银的氧化铝，以所述负载银的氧化铝的总质量为基准，负载的银的质量分数为0.5-12质量％。

8.根据权利要求7的方法，其中，所述固定相还含有按照流体流向位于所述负载银的氧化铝上游的硅胶以及位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝；以质量计，所述硅胶、所述负载银的氧化铝以及所述位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝的质量比为1：(2.5-5.0)：(0-1.2)；其中，所述氧化铝的比表面积为50-300米2/克，孔体积为0.1-0.55毫升/克，所述硅胶的比表面为250-850米2/克，孔体积为0.25-0.99毫升/克。

9.根据权利要求7的方法，其中，所述稀释剂为C5-C6的烷烃，以体积计，所述稀释剂与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的体积之比为(1-10)：1；以质量计，所述固定相与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的质量比为(8-30)：1。

10.根据权利要求1的方法，其中，所述脱蜡处理为选自溶剂脱蜡、异构脱蜡和催化脱蜡中的至少一种。

11.根据权利要求10的方法，其中，所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂为选自丙酮、丁酮、苯和甲苯中的至少一种。

12.根据权利要求10的方法，其中，所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂为丁酮和甲苯；以体积计，所述丁酮和甲苯的体积比为(1-5)：1。

13.根据权利要求1的方法，其中，以脱油蜡的总质量为基准，所述脱油蜡中链烷烃的质量分数大于65质量％；以脱蜡油的总质量为基准，所述脱蜡油中环烷烃的质量分数大于65质量％。

14.根据权利要求1的方法，其中，所述第一催化裂化的条件为：温度为420-520℃，质量空速为7-20小时-1，剂油比为(1-10)：1。

15.根据权利要求1的方法，其中，所述第二催化裂化的条件为：温度为450-540℃，质量空速为2-20小时-1，剂油比为(2-30)：1。

说明书

一种重油加工方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种重油加工方法。

背景技术

[0002] 加氢裂化是当今炼油工业中最重要的加工手段之一。裂化反应前要对原料进行加氢精制，以除去硫、氮等非烃杂质，同时进行芳烃饱和、开环、脱烷基和异构化等反应，原料经加氢裂化后生成的产物主要是气体和包括溶剂油、汽油组分及中间馏分油在内的液体产物，其次还有相当一部分未转化油，也称加氢裂化尾油。原料在加氢裂化装置中的一次转出率一般为60％～90％，加氢裂化尾油的产率在10％～40％之间。作为加氢裂化装置的副产品，加氢裂化尾油在加氢裂化过程中同样获得了很好的加氢改质，芳烃含量低、颜色浅、硫和氮等杂质含量少、环烷烃及烷烃含量高等特点。在减压蜡油中饱和烃的质量分数一般在40％～80％之间，采用固相萃取、溶剂萃取等方法将饱和烃从减压蜡油中进行分离，这部分饱和烃也具有链烷烃和环烷烃含量高，芳烃含量低，硫、氮等杂原子含量低的特点。

[0003] 以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是最基本的化工原料。从重油制取低碳烯烃的传统方法是蒸汽裂解法，由于加氢裂化尾油BMCI(Bureau of Mines Correlation Index，美国矿务局关联指数)值低，饱和烃含量高，硫、氮和芳烃含量低，可以作为乙烯裂解原料。CN 102041029 A报道了一种加氢裂化尾油的综合利用方法，将加氢裂化尾油分馏为轻馏分和重馏分，重馏分用于生产润滑油基础油，轻馏分用作乙烯裂解原料，既能生产优质润滑油基础油又兼顾了供应乙烯裂解原料。

[0004] 由于丙烯下游产品的快速发展，极大地促进了丙烯需求量的快速增长，丙烯需求量在最近几年增长迅速，超出了乙烯需求量增加的速率，增产丙烯成为了石油化工产业结构的发展重点之一。目前丙烯主要来自于蒸汽裂解，然而在蒸汽裂解过程中丙烯只是生产乙烯时所获得的一种副产品，丙烯/乙烯比不能满足市场需求。以富含饱和烃的重油为催化裂化原料的二次加工性能良好，加工过程中汽油、液化气产率高，同时液化气中丙烯的浓度高，然而并未对其中裂化性质有着明显区别的链烷烃烃族和环烷烃烃族进行充分利用。

[0005] 以加氢裂化尾油为原料，通过脱蜡等技术来生产润滑油基础油的方法，是综合利用加氢裂化尾油资源，增加经济效益的有效途径之一。用于加氢降凝工艺或传统的溶剂精制、溶剂脱蜡及白土精制“老三套工艺”制备润滑油基础油，粘度指数高、氧化安定性好，CN 103773466 A公开了一种加氢裂化-异构脱蜡组合生产润滑油基础油的方法，CN 103305267 A公开了一种加氢裂化尾油加氢生产高档润滑油基础油的方法，CN104560196公开了一种制备脱油蜡的方法，提高了脱蜡油和脱油蜡的收率，减少了新鲜溶剂用量，降低了能源消耗。
然而对得到的脱蜡油和脱油蜡在其它方面的用途报道很少。

[0006] 综上所述，富含饱和烃的加氢裂化尾油既可以作为乙烯裂解原料，又可以通过脱蜡工艺，生产润滑油基础油。但是以全馏分的加氢裂化尾油作为乙烯裂解原料，不仅乙烯的收率低，而且容易生焦，缩短裂解炉的运转周期；若以全馏分的加氢裂化尾油来生产润滑油基础油，也会导致润滑油基础油的收率低，而且润滑油质量难以达到生产要求，同时也提高了装置的运转成本。从减压蜡油中分离得到的饱和烃组分未得到充分利用。

[0007] 因此，以上几种方法都没有使富含饱和烃的重油原料得到更加合理有效的综合利用。

发明内容

[0008] 本发明的目的是提供一种重油加工方法，该方法将富含烷烃的重油进行脱蜡处理，得到的脱油蜡和脱蜡油可以直接利用，也可以分别进行催化裂化，不仅扩大了催化裂化原料的来源，还可以增加催化裂化液化气和汽油的产率。

[0009] 为了实现上述目的，本发明提供一种重油加工方法，该方法包括：a、将重油进行脱蜡处理，得到脱油蜡和脱蜡油；其中，以重油的总质量为基准，所述重油中饱和烃的质量分数大于90质量％；b、将步骤a中所得的脱油蜡进行第一催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油。

[0010] 优选地，该方法还包括：将步骤a中所得的脱蜡油进行第二催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油。

[0011] 优选地，以重油的总质量为基准，所述重油中饱和烃的质量分数大于95质量％。

[0012] 优选地，所述重油选自加氢裂化尾油和富含饱和烃的亚组分中的一种或几种，所述富含饱和烃的亚组分是将初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分进行分离处理所得的分离产物。优选地，所述重油含有加氢裂化尾油。

[0013] 优选地，所述二次加工过程为选自溶剂脱沥青过程、焦化过程、催化裂化过程和加氢处理过程中的至少一种。

[0014] 优选地，所述分离处理为选自溶剂萃取处理、固相萃取处理和膜分离处理方法中的至少一种。

[0015] 优选地，所述溶剂萃取处理为选自溶剂精制萃取、超临界流体萃取和离子液体萃取中的至少一种。

[0016] 优选地，所述固相萃取处理包括以下步骤：先将所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分采用稀释剂稀释后送入固定相中，得到混合固定相；然后用C5-C6的烷烃冲洗所述混合固定相，得到所述分离产物；其中，所述固定相含有负载银的氧化铝，以所述负载银的氧化铝的总质量为基准，负载的银的质量分数为0.5-12质量％。

[0017] 优选地，所述固定相还含有按照流体流向位于所述负载银的氧化铝上游的硅胶以及位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝；以质量计，所述硅胶、所述负载银的氧化铝以及所述位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝的质量比为1：(2.5-5.0)：(0-1.2)；其中，所述氧化铝的比表面积为50-300米2/克，孔体积为0.1-0.55毫升/克，所述硅胶的比表面为250-850米2/克，孔体积为0.25-0.99毫升/克。

[0018] 优选地，所述稀释剂为C5-C6的烷烃，以体积计，所述稀释剂与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的体积之比为(1-10)：1；以质量计，所述固定相与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的质量比为(8-30)：1。

[0019] 优选地，所述脱蜡处理为选自溶剂脱蜡、异构脱蜡和催化脱蜡中的至少一种。

[0020] 优选地，所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂为选自丙酮、丁酮、苯和甲苯中的至少一种。

[0021] 优选地，所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂为丁酮和甲苯；以体积计，所述丁酮和甲苯的体积比为(1-5)：1。

[0022] 优选地，以脱油蜡的总质量为基准，所述脱油蜡中链烷烃的质量分数大于65质量％；以脱蜡油的总质量为基准，所述脱蜡油中环烷烃的质量分数大于65质量％。

[0023] 优选地，所述第一催化裂化的条件为：温度为420-520℃，质量空速为7-20小时-1，剂油比为(1-10)：1。

[0024] 优选地，所述第二催化裂化的条件为：温度为450-540℃，质量空速为2-20小时-1，剂油比为(2-30)：1。

[0025] 与现有技术相比，本发明具有如下优点：

[0026] 1、基于脱蜡方法将富含饱和烃的重油分为脱油蜡和脱蜡油两组分，两个组分不仅可以单独作为产品，还可以分别作为催化裂化原料。

[0027] 2、为富含饱和烃的重油提供了更加合理、高效的利用途径，同时增加了催化裂化过程原料的选择范围，改善了产物分布，提高了目的产物的选择性。

[0028] 3、脱油蜡和脱蜡油分别在最匹配的催化裂化条件下进行单独反应，既消除了不同组分之间的相互影响，又可以使脱油蜡和脱蜡油中每种烃族在最优化的条件下反应。

[0029] 4、提高了原料中氢的利用率，改善了产物分布，再进一步降低干气和焦炭产率的同时，可以提高液化气、丙烯和汽油的产率。

[0030] 本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

[0031] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

[0032] 图1是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图。

具体实施方式

[0033] 以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不限制本发明。

[0034] 本发明提供一种重油加工方法，该方法包括：a、将重油进行脱蜡处理，得到脱油蜡和脱蜡油；其中，以重油的总质量为基准，所述重油中饱和烃的质量分数大于90质量％，优选大于95重量％；b、将步骤a中所得的脱油蜡进行第一催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油。

[0035] 根据本发明，步骤a中所得脱蜡油可以用作生产润滑油基础油，也可以将步骤a中所得的脱蜡油进行第二催化裂化，得到干气、液化气、汽油、柴油、焦炭和裂化重油。

[0036] 根据本发明，所述重油可以选自加氢裂化尾油和富含饱和烃的亚组分中的一种或几种，优选含有加氢裂化尾油。所述富含饱和烃的亚组分是将初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分进行分离处理所得的分离产物。

[0037] 根据本发明的一种具体实施方式，所述重油可以含有将初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分进行分离处理所得的分离产物；所述二次加工过程可以选自溶剂脱沥青过程、焦化过程、催化裂化过程和加氢处理过程中的至少一种。所述分离处理可以为选自溶剂萃取处理、固相萃取处理和膜分离处理方法中的至少一种；所述溶剂萃取处理可以为选自溶剂精制萃取、超临界流体萃取和离子液体萃取中的至少一种；所述固相萃取处理可以包括以下步骤：先将所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分采用稀释剂稀释后送入固定相中，得到混合固定相；然后用C5-C6的烷烃冲洗所述混合固定相，得到所述分离产物；其中，所述固定相含有负载银的氧化铝，以所述负载银的氧化铝的总质量为基准，负载的银的质量分数为0.5-12质量％。所述固定相还可以含有按照流体流向位于所述负载银的氧化铝上游的硅胶以及位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝；以质量计，所述硅胶、所述负载银的氧化铝以及所述位于所述负载银的氧化铝下游的氧化铝的质量比可以为1：(2.5-5.0)：(0-1.2)；其中，所述氧化铝的比表面积可以为50-300米2/克，孔体积可以为0.1-0.55毫升/克，所述硅胶的比表面可以为250-850米2/克，孔体积可以为0.25-0.99毫升/克；所述稀释剂可以为C5-C6的烷烃，以体积计，所述稀释剂与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的体积之比可以为(1-10)：1；以质量计，所述固定相与所述初馏点在350℃以上的直馏减压馏分油和/或二次加工过程所得初馏点大于350℃的馏分的质量比可以为(8-30)：1。

[0038] 根据本发明的另一种具体实施方式，所述重油还可以含有加氢裂化尾油。所述加氢裂化尾油是指加氢裂化反应所产生的未裂化的饱和烃。

[0039] 根据本发明，所述脱蜡处理可以采用本领域技术人员所常用的选自溶剂脱蜡、异构脱蜡和催化脱蜡中的至少一种脱蜡处理方法；所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂可以为选自丙酮、丁酮、苯和甲苯中的至少一种；所述溶剂脱蜡中所采用的溶剂优选为丁酮和甲苯；以体积计，所述丁酮和甲苯的体积比可以为(1-5)：1，优选为(1-3)：1。

[0040] 根据本发明，本领域技术人员可以理解的是，脱油蜡以链烷烃为主，脱蜡油以环烷烃为主；优选地，以脱油蜡的总质量为基准，所述脱油蜡中链烷烃的质量分数可以大于65质量％，进一步优选大于70质量％；以脱蜡油的总质量为基准，所述脱蜡油中环烷烃的质量分数可以大于65质量％，进一步优选大于70质量％。

[0041] 根据本发明，所述催化裂化可以采用本领域常规的条件进行，例如所述第一催化裂化的条件可以为：温度为420-520℃，优选为480-520℃，质量空速为7-20小时-1，优选为15-20小时-1，剂油比为(1-10)：1，优选为(2-6)：1；所述第二催化裂化的条件可以为：温度为
450-540℃，优选为480-520℃，质量空速为2-20小时-1，优选为15-20小时-1，剂油比为(2-
30)：1，优选为(2-6)：1。

[0042] 下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。本发明实施例所采用的试剂和仪器，如无特殊说明，均为本领域常规的仪器和试剂。

[0043] 本发明实施例和对比例中采取的催化裂化反应在美国KTI公司生产的ACE Model -1AP装置上进行，实验中催化剂装量均为9g，反应温度为500℃，质量空速为16小时 ，剂/油质量比(C/O)为4。实验参数稳定后，进入反应程序，催化剂在自身重力和N2作用下进入反应器，原料油在柱塞泵推动下沿加料细管进入反应器催化剂流化床层中，与流化态的催化剂颗粒接触反应，同时采用N2汽提。反应产物被N2带入-10℃的液收瓶中进行气液分离，气体产物收集完成由Agilent 6890GC(TCD检测器)在线分析组成；液体产物收集后离线称重，分别进行模拟蒸馏和汽油单体烃分析(采用RIPP81-90测试方法进行测试)，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃；所有产物质量加和计算物料平衡。

[0044] 实施例和对比例中采用中国石化催化剂有限公司生产的牌号为MLC-500的催化裂化催化剂作为实验用催化剂，其微反活性可以通过现有技术中的RIPP92-90测量方法测量，基本物性列于表5。

[0045] 本发明油品的烃族组成采用RIPP10-90测试方法进行测试。

[0046] 本发明的RIPP测试方法为选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。

[0047] 实施例1

[0048] 本实施例用于说明本发明提供的重油加工方法中分离产物(即本发明所限定的重油)的制备方法。在分离柱内底层装填30g中性氧化铝(比表面积为152米2/克，孔体积为0.213毫升/克)，中间装填110g负载银的氧化铝(银的质量分数为7.05质量％，采用硝酸银浸渍方法制备)，上层装填30g硅胶(比表面积为479米2/克，孔体积为0.349毫升/克)；将分离柱下端与抽真空系统相连。固定相的总体积为150mL。取直馏减压馏分油(简称VGO，塔河原油取自中国石化西北分公司塔河油田，在石油化工科学研究院经实沸点蒸馏得到塔河直馏减压馏分油)(馏程350～540℃)样品10.13g(11.11mL)，溶于30mL正己烷中，先用100mL的正己烷润湿上述分离柱内装填的固定相，再将上述油样的正己烷溶液加入到分离柱中，然后用170mL正己烷冲洗出分离产物(富含饱和烃的亚组分，简称S组分)。实施例、对比例中所使用的原料油和分离后的S组分的基本物性数据列于表1，分离产物的烃族组成数据列于表
2，S组分占直馏减压馏分油的质量分数为49.2质量％。

[0049] 实施例2

[0050] 本实施例用于说明本发明提供的重油加工方法中重油酮苯脱蜡处理的实施方法。预先开启制冷机和恒温冷浴，使恒温冷浴温度达到-22℃。将丁酮与甲苯按照体积比3:2混合均匀后作为脱蜡溶剂，在-22℃的恒温冷浴中放入装有相当于试样体积2倍的脱蜡溶剂的脱蜡溶剂瓶，冷却待用。称取55g实施例1所得的S组分于500mL锥形瓶中，按试样：溶剂＝1:3(体积)加入脱蜡溶剂，先在水浴上慢慢加热，使溶液透明后再冷却至室温。将锥形瓶安放到冷浴中的搅拌装置上，开启搅拌，调至合适速度。当试样搅拌冷却约40min后，停止搅拌，拆下搅拌器，取出锥形瓶，迅速将混合液倒入过滤漏斗中，再向锥形瓶中倒入一部分已冷却的脱蜡溶剂，同时开启真空泵，抽滤混合液，用搅拌棒将漏斗中混合物搅拌均匀，当抽至没有液体流出时，关闭真空泵，并多次重复抽滤滤液。最后，收集过滤漏斗中的脱油蜡(简称S-w组分)为6.72g，将集液瓶中的滤液转移到旋转蒸发仪的胆形瓶中，在仔细控制真空度和蒸发温度的条件下，将溶剂脱除干净，得到的脱蜡油(简称S-dwo组分)为47.51g，损失0.77g，脱蜡过程回收率为98.59％。S-w组分和S-dwo组分的基本物性数据列于表1，烃族组成列于表2。

[0051] 实施例3

[0052] 本实施例用于说明本发明提供的重油加工方法中酮苯脱蜡处理加氢裂化尾油的实施方法。采用与实施例2相同的方法对加氢裂化尾油(Unconverted oil，简称UCO，来自于石油化工科学研究院加氢裂化中型装置的加氢裂化尾油)进行酮苯脱蜡处理。经酮苯脱蜡得到的脱油蜡组分(简称UCO-w)为8.98g以及脱蜡油组分(简称UCO-dwo)为45.56g，损失0.46g，脱蜡过程回收率为99.17％。实施例中所使用的UCO组分、UCO-w组分和UCO-dwo组分的基本物性数据列于表3，烃族组成列于表4。

[0053] 实施例4

[0054] 将实施例2所得的S-w组分和S-dwo组分分别作为催化裂化原料分别进行第一催化裂化反应和第二催化裂化反应，在反应温度为500℃、剂油质量比为4，空速为16小时-1的条件下进行催化裂化反应，其转化率、总液收、轻质油收率，还有六种主要产物干气、液化气、汽油、柴油、裂化重油和焦炭的产率如表6所示。

[0055] 从表6中数据可以看出，与S组分直接催化裂化的实验结果相比，将S-dwo和S-w组分分别催化裂化所得的液化气、汽油汇总后，液化气、汽油产率汇总结果1分别高于S组分直接进行催化裂化的液化气、汽油产率，这说明采用本发明的方法将S组分先进行酮苯脱蜡处理后再进行催化裂化，所得到的高价值产品的产率和性质均优于直接将S进行催化裂化的产品。S-w组分的催化裂化液化气产率、丙烯产率明显高于S组分，同时S-dwo组分的催化裂化汽油产率高于S组分，这说明采用本发明的方法将S组分先进行酮苯脱蜡处理后再进行催化裂化，可以分别提高催化裂化液化气和汽油的产率。

[0056] 实施例5

[0057] 将实施例3所得的UCO-w组分和UCO-dwo组分分别作为催化裂化原料分别进行第一催化裂化反应和第二催化裂化反应，在反应温度为500℃、剂油质量比为4，空速为16小时-1的条件下进行催化裂化反应，其转化率、总液收、轻质油收率，还有六种主要产物干气、液化气、汽油、柴油、裂化重油和焦炭的产率如表7所示。

[0058] 从表7中数据可以看出，与UCO组分直接催化裂化的实验结果相比，将UCO-dwo和UCO-w组分分别催化裂化所得的液化气、汽油汇总后，液化气、汽油产率汇总结果2分别高于UCO直接进行催化裂化的液化气、汽油产率，这说明采用本发明的方法将UCO先进行酮苯脱蜡处理后再进行催化裂化，所得到的高价值产品的产率和性质均优于直接将UCO进行催化裂化的产品。UCO-w组分的催化裂化液化气产率、丙烯产率明显高于UCO组分，同时UCO-dwo组分的催化裂化汽油产率高于UCO组分，这说明采用本发明的方法将UCO先进行酮苯脱蜡处理后再进行催化裂化，可以分别提高催化裂化液化气和汽油的产率。

[0059] 对比例1

[0060] 将S组分直接作为催化裂化原料，在反应温度为500℃、剂油质量比为4，空速为16小时-1的条件下进行催化裂化反应，其转化率、总液收、轻质油收率，还有六种主要产物干气、液化气、汽油、柴油、裂化重油和焦炭的产率如表6所示。

[0061] 对比例2

[0062] 将UCO直接作为催化裂化原料，在反应温度为500℃、剂油质量比为4，空速为16小时-1的条件下进行催化裂化反应，其转化率、总液收、轻质油收率，还有六种主要产物干气、液化气、汽油、柴油、裂化重油和焦炭的产率如表7所示。

[0063] 表1为VGO、S组分、S-dwo组分和S-w组分的基本性质。

[0064]项目 VGO S S-dwo S-w
密度(100℃)/(g·cm-3) 0.8825 0.8086 0.8225 0.7948
黏度(100℃)/(mm2·s-1) 9.8463 4.829 5.524 3.281
残炭，％ 0.48 <0.05 <0.05 <0.05
w(C)，％ 86.07 85.90 86.14 85.41
w(H)，％ 11.99 13.92 13.85 14.56
n(H)/n(C) 1.67 1.94 1.92 2.05
w(S)/(μg.g-1) 17000 67 71 37
-1
w(N)/(μg.g ) 1800 1.7 1.9 0.8
馏程范围/℃ 350～559 350～478 350～478 350～478

[0065] 表2为S组分、S-dwo组分和S-w组分的烃族组成，表中数据单位为质量百分数为重％。

[0066]组分 S S-dwo S-w
总饱和烃 97.4 95.9 99.5
链烷烃 25.8 20.2 76.5
环烷烃 71.6 75.7 23.0
总芳烃 2.6 4.1 0.5

[0067] 表3为UCO组分、UCO-dwo组分和UCO-w组分组分的基本性质。

[0068]项目 UCO UCO-dwo UCO-w
密度(100℃)/(g·cm-3) 0.7911 0.8149 0.7822
黏度(100℃)/(mm2·s-1) 3.571 4.134 2.852
残炭，％ <0.05 <0.05 <0.05
w(C)，％ 85.59 85.82 85.14
w(H)，％ 14.34 14.02 14.62
n(H)/n(C) 2.03 1.96 2.06
w(S)/(μg.g-1) 10 12 4
w(N)/(μg.g-1) 1.0 1.3 0.5
馏程范围/℃ 350～496 350～496 350～496

[0069] 表4为UCO组分、UCO-dwo和UCO-w组分的烃族组成，表中数据单位为质量百分数为重％。

[0070]组分 UCO UCO-dwo UCO-w
总饱和烃 99.4 97.6 99.8
链烷烃 43.5 25.4 79.1
环烷烃 55.9 73.9 20.7
总芳烃 0.6 2.4 0.2

[0071] 表5为MLC-500的基本物性

[0072]项目 MLC-500
物理性质  
比表面积/(m2·g-1) 122
孔体积/(cm3·g-1) 0.184
颗粒度，目 70～270
化学组成(w)，％  
Na2O 0.25
Al2O3 56.4
SiO2 36.9
RE2O3 3.7
微反活性(12小时老化) 69

[0073] 表6为实施例4和对比例1的实验结果。

[0074]

[0075] 表7为实施例5和对比例2的实验结果。

[0076]