一种加氢处理脱油沥青的方法和系统

摘要

本发明涉及烃油加工领域，公开了一种加氢处理脱油沥青的方法和系统，包括：(1)将脱油沥青和含芳烃物流引入至第一反应单元中进行加氢反应，其中，所述第一反应单元中含有富矿前驱体材料和/或加氢催化剂，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元；(2)将来自所述第一反应单元的液相产物进行分馏，得到轻组分和重组分；(31)将所述轻组分引入至第二反应单元中进行反应以得到汽油组分、柴油组分和/或BTX原料组分；以及(32)将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应；或者将所述重组分作为低硫船用燃料油组分。本发明提供的前述处理工艺能够实现高价值利用DOA。

权利要求

1.一种加氢处理脱油沥青的方法，其特征在于，该方法包括：

(1)将脱油沥青和含芳烃物流引入至第一反应单元中进行加氢反应，其中，所述第一反应单元中含有富矿前驱体材料和/或加氢催化剂，所述加氢催化剂能够催化选自加氢脱金属反应、加氢脱硫反应、加氢脱沥青反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态，且2

所述混合原料的100℃粘度不大于400mm /s；所述富矿前驱体材料为能够吸附选自V、Ni、Fe、Ca和Mg中的至少一种金属的材料；

(2)将来自所述第一反应单元的液相产物进行分馏，得到轻组分和重组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240‑450℃；

(31)将所述轻组分引入至第二反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，其中，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；以及(32)将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；或者将所述重组分作为低硫船用燃料油组分。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的2

用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料的100℃粘度不大于200mm/s。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的2

用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料的100℃粘度不大于100mm/s。

4.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为富含芳烃的馏分油和/或芳烃化合物。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油的终馏点在200‑540℃，芳烃含量大于等于20重量％。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油的芳烃含量大于等于40重量％。

7.根据权利要求5所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油的芳烃含量大于等于50重量％。

8.根据权利要求4所述的方法，其中，所述富含芳烃的馏分油选自LCO、HCO、乙烯焦油、煤焦油、焦化柴油和焦化蜡油中的至少一种。

9.根据权利要求4所述的方法，其中，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、由至少一种C1‑6的烷基取代的萘、三环以上芳烃中的至少一种。

10.根据权利要求4所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为富含芳烃的馏分油，且所述脱油沥青与所述含芳烃物流的用量质量比为1:10至50:10。

11.根据权利要求4所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为富含芳烃的馏分油，且所述脱油沥青与所述含芳烃物流的用量质量比为3:10至30:10。

12.根据权利要求4所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为芳烃化合物，且所述脱油沥青与所述芳烃化合物的用量质量比为1:10至50:10。

13.根据权利要求4所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为芳烃化合物，且所述脱油沥青与所述芳烃化合物的用量质量比为3:10至30:10。

14.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述脱油沥青为由重油原料进入溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青。

15.根据权利要求14所述的方法，其中，在所述溶剂脱沥青单元中，所述脱油沥青的收率质量分数不大于50％。

16.根据权利要求14所述的方法，其中，在所述溶剂脱沥青单元中，所述脱油沥青的收率质量分数不大于40％。

17.根据权利要求14所述的方法，其中，在所述溶剂脱沥青单元中，所述脱油沥青的收率质量分数不大于30％。

18.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：将步骤(32)中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回步骤(1)中作为至少部分所述含芳烃物流。

19.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述第一反应单元中的操作条件包括：反应温度为280～450℃，反应压力为8.0～20.0MPa，氢油体积比为400‑1～2000，液时体积空速为0.05～1.2h 。

20.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述第一反应单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为10.0～18.0MPa，氢油体积比为600‑1～1200，液时体积空速为0.10～0.8h 。

21.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元，且所述移动床中装填富矿前驱体材料，所述固定床中依次装填富矿前驱体材料和加氢催化剂或者所述固定床中装填加氢催化剂。

22.根据权利要求21所述的方法，其中，所述移动床中装填的富矿前驱体材料的体积与所述固定床中装填的富矿前驱体材料和加氢催化剂的体积之和的比例为10:90至60:40。

23.根据权利要求21所述的方法，其中，所述移动床中装填的富矿前驱体材料的体积与所述固定床中装填的富矿前驱体材料和加氢催化剂的体积之和的比例为20:80至40:60。

24.根据权利要求21所述的方法，其中，该方法还包括：每周期采用新鲜富矿前驱体材料更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料，且更换比例占所述移动床中装填的富矿前驱体材料总量的5～20质量％。

25.根据权利要求21所述的方法，其中，该方法还包括：每周期采用新鲜富矿前驱体材料更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料，且更换比例占所述移动床中装填的富矿前驱体材料总量的10～15质量％。

26.根据权利要求21所述的方法，其中，该方法还包括：每周期采用新鲜富矿前驱体材料更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料，所述周期为5～20天。

27.根据权利要求21所述的方法，其中，该方法还包括：每周期采用新鲜富矿前驱体材料更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料，所述周期为10～15天。

28.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述富矿前驱体材料中含有载体和负载在所述载体上的活性组分元素，所述载体选自氢氧化铝、氧化铝和氧化硅中的至少一种，所述活性组分元素选自第VIB族和VIII族金属元素中的至少一种。

29.根据权利要求28所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述富矿前驱体材料的灼减不低2

于3质量％，比表面积不低于80m/g，吸水率不低于0.9g/g。

30.根据权利要求28所述的方法，其中，在步骤(1)中，按照反应物流方向，所述第一反应单元中依次装填有第一富矿前驱体材料和第二富矿前驱体材料，且所述第二富矿前驱体材料的灼减大于等于所述第一富矿前驱体材料的灼减。

31.根据权利要求30所述的方法，其中，所述第一富矿前驱体材料的灼减为3‑15质量％，以及所述第二富矿前驱体材料的灼减为不小于15质量％。

32.根据权利要求30所述的方法，其中，所述第一富矿前驱体材料与所述第二富矿前驱体材料的装填体积比为5:95至95:5。

33.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(31)中，所述第二反应单元为加氢裂化单元，且所述加氢裂化单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压‑1力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h 。

34.根据权利要求33所述的方法，其中，所述加氢裂化单元中装填有至少一种加氢处理催化剂和至少一种加氢裂化催化剂。

35.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(31)中，所述第二反应单元为催化裂化单元，且所述催化裂化单元为流化催化裂化单元。

36.根据权利要求35所述的方法，其中，所述流化催化裂化单元中的操作条件包括：反应温度为500～600℃，剂油比为3～12，停留时间为1～10s。

37.根据权利要求35所述的方法，其中，所述流化催化裂化单元的操作条件包括：反应温度为520～580℃，剂油比为4～10，停留时间为2～5s。

38.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(31)中，所述第二反应单元为柴油加氢提质单元，且所述柴油加氢提质单元中的操作条件包括：反应温度为330～420‑1℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h 。

39.根据权利要求38所述的方法，其中，所述柴油加氢提质单元中装填有至少一种柴油加氢提质催化剂。

40.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(32)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，且所述至延迟焦化单元中的操作条件包括：反应温度为440～520℃，停留时间为0.1～4h。

41.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(32)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到低硫石油焦，且控制条件使得所述重组分的硫含量不大于1.8重量％。

42.根据权利要求41所述的方法，其中，在步骤(32)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到低硫石油焦，且控制条件使得所述低硫石油焦的硫含量不大于3重量％。

43.根据权利要求1‑3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(32)中，将所述重组分作为低硫船用燃料油组分，且控制条件使得所述低硫船用燃料油组分中的硫含量不大于0.5重量％。

44.一种加氢处理脱油沥青的系统，其特征在于，该系统用于实施权利要求1‑43中任意一项所述的方法，该系统中包括：第一反应单元，该第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，用于将脱油沥青和含芳烃物流在其中进行加氢反应；

分离单元，该分离单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将来自所述第一反应单元的液相产物在其中进行分馏；

第二反应单元，该第二反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；

延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；

出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分作为低硫船用燃料油组分引出系统。

45.根据权利要求44所述的系统，其中，所述延迟焦化单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将所述延迟焦化单元中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回所述第一反应单元中。

46.根据权利要求44或45所述的系统，其中，该系统中还包括溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将重油原料在其中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青引入至所述第一反应单元中。

说明书

一种加氢处理脱油沥青的方法和系统

技术领域

[0001] 本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种加氢处理脱油沥青的方法和一种加氢处理脱油沥青的系统。

背景技术

[0002] 渣油高效转化是炼油企业的核心。而固定床渣油加氢是渣油高效转化的关键技术，具有产品质量好、工艺成熟等特点。

[0003] 但渣油中高含量的沥青质和金属是固定床渣油加氢装置运转周期的制约因素。

[0004] 为解决这一难题，中石化石油化工科学研究院开发的渣油溶剂脱沥青(脱金属)‑加氢处理‑催化裂化组合工艺技术(SHF)是从低价值减压渣油中最大限度生产车用清洁燃料并延长运转周期的创新技术，但由于脱油沥青质(DOA)软化点高，难于输送和利用，限制了SHF技术的推广。

[0005] 向化工转型的渣油加氢‑催化裂解(DCC)多产丙烯的新组合工艺，也是受限于渣油中的沥青质和金属的影响，加氢渣油氢含量低，渣油加氢的运转周期短，DCC丙烯收率低，影响组合技术的经济效益。

[0006] 另外，2020年开始要实行硫质量分数≯0.5％的低硫船燃新标准和硫质量分数≯3.0％的低硫石油焦标准，如何低成本生产低硫船燃(低硫石油焦)技术也是目前急需解决的问题。

[0007] 因此，将DOA转化成低硫船燃或生产低硫石油焦的原料是迫切需要解决的技术难题。

发明内容

[0008] 本发明的目的是为了克服现有技术的不足，提供一种能够实现高价值利用DOA的加氢处理脱油沥青的方法和系统。

[0009] 为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种加氢处理脱油沥青的方法，该方法包括：

[0010] (1)将脱油沥青和含芳烃物流引入至第一反应单元中进行加氢反应，其中，所述第一反应单元中含有富矿前驱体材料和/或加氢催化剂，所述加氢催化剂能够催化选自加氢脱金属反应、加氢脱硫反应、加氢脱沥青反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态，所述富矿前驱体材料为能够吸附选自V、Ni、Fe、Ca和Mg中的至少一种金属的材料；

[0011] (2)将来自所述第一反应单元的液相产物进行分馏，得到轻组分和重组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240～450℃；

[0012] (31)将所述轻组分引入至第二反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，其中，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；以及

[0013] (32)将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；或者将所述重组分作为低硫船用燃料油组分。

[0014] 本发明的第二方面提供一种加氢处理脱油沥青的系统，该系统中包括：

[0015] 第一反应单元，该第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，用于将脱油沥青和含芳烃物流在其中进行加氢反应；

[0016] 分离单元，该分离单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将来自所述第一反应单元的液相产物在其中进行分馏；

[0017] 第二反应单元，该第二反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；

[0018] 延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；

[0019] 出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分作为低硫船用燃料油组分引出系统。

[0020] 本发明将DOA与含芳烃物流一起通过移动床‑固定床加氢组合单元或通过移动床加氢单元进行加氢处理(例如加氢脱硫)，加氢后的轻组分进行加氢裂化(RLG或RLA)生产BTX、汽油馏分和柴油馏分，或进行催化裂化(LTAG)生产汽油馏分(和液化气)；加氢后的重组分生产重质低硫船燃或低硫石油焦。

[0021] 本发明提供的前述处理工艺能够实现高价值利用DOA。

[0022] 另外，本发明的方法中获得的富钒材料能够炼制高价值的V2O5。

附图说明

[0023] 图1是本发明的一种优选的具体实施方式的加氢处理脱油沥青的工艺流程图。

[0024] 附图标记说明

[0025] 1   重油原料                   2   溶剂脱沥青单元

[0026] 3   脱沥青油                   4   脱油沥青

[0027] 5   含芳烃物流                 6   混合原料

[0028] 7   第一反应单元               8   轻组分

[0029] 9   重组分                     10  第二反应单元

[0030] 11  延迟焦化单元               12  BTX原料组分

[0031] 13  汽油组分                   14  柴油组分

[0032] 15  焦化汽油                   16  焦化柴油

[0033] 17  焦化蜡油                   18  低硫石油焦

[0034] 19  分离单元

具体实施方式

[0035] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

[0036] 如前所述，本发明的第一方面提供了一种加氢处理脱油沥青的方法，该方法包括：

[0037] (1)将脱油沥青和含芳烃物流引入至第一反应单元中进行加氢反应，其中，所述第一反应单元中含有富矿前驱体材料和/或加氢催化剂，所述加氢催化剂能够催化选自加氢脱金属反应、加氢脱硫反应、加氢脱沥青反应和加氢脱残炭反应中的至少一种反应，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于400℃时呈液态，所述富矿前驱体材料为能够吸附选自V、Ni、Fe、Ca和Mg中的至少一种金属的材料；

[0038] (2)将来自所述第一反应单元的液相产物进行分馏，得到轻组分和重组分，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为240～450℃；

[0039] (31)将所述轻组分引入至第二反应单元中进行反应以得到选自汽油组分、柴油组分和BTX原料组分中的至少一种产物，其中，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；以及

[0040] (32)将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；或者将所述重组分作为低硫船用燃料油组分。

[0041] 优选地，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于280℃时呈液态；进一步优选所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥青和含芳烃物流形成的混合原料在不高于100℃时呈液态。

[0042] 特别优选地，所述轻组分和所述重组分的切割点为350℃。

[0043] 优选地，在步骤(1)中，所述脱油沥青和所述含芳烃物流的用量比使得由该脱油沥2 2
青和含芳烃物流形成的混合原料的100℃粘度不大于400mm/s，更优选不大于200mm/s，进
2
一步优选不大于100mm/s。

[0044] 优选情况下，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为富含芳烃的馏分油和/或芳烃化合物。

[0045] 优选地，所述富含芳烃的馏分油的终馏点在200‑540℃，芳烃含量大于等于20重量％，优选大于等于40重量％，更优选大于等于50重量％。

[0046] 优选地，所述富含芳烃的馏分油选自LCO、HCO、乙烯焦油、煤焦油、焦化柴油和焦化蜡油中的至少一种。本发明的所述富含芳烃的馏分油可以来自本发明以外的工艺，也可以来自本发明的工艺。

[0047] 优选地，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、甲基萘、多支链萘及双环以上芳烃中的一种或几种，优选为环数不超过三环的多环芳烃或它们的混合物。特别优选情况下，所述芳烃化合物选自苯、甲苯、二甲苯、萘、由至少一种C1‑6的烷基取代的萘、三环以上芳烃中的至少一种。

[0048] 根据一种优选的具体实施方式，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为富含芳烃的馏分油，且所述脱油沥青与所述含芳烃物流的用量质量比为1:10至50:10，更优选为3:10至30:10。

[0049] 根据另一种优选的具体实施方式，在步骤(1)中，所述含芳烃物流为芳烃化合物，且所述脱油沥青与所述芳烃化合物的用量质量比为1:10～50:10；更优选为3:10至20:10。

[0050] 优选情况下，在步骤(1)中，所述脱油沥青为由重油原料进入溶剂脱沥青单元中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青。

[0051] 优选地，在所述溶剂脱沥青单元中，所述脱油沥青的收率质量分数不大于50％，更优选不大于40％，进一步优选不大于30％。

[0052] 优选地，本发明的该方法还包括：将步骤(32)中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回步骤(1)中作为至少部分所述含芳烃物流。

[0053] 本发明的所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元。第一种优选的情况，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元；第二种优选的情况，所述第一反应单元为移动床加氢单元。

[0054] 本发明特别优选所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元。

[0055] 优选情况下，在步骤(1)中，所述第一反应单元中的操作条件包括：反应温度为280～450℃，反应压力为8.0～20.0MPa，氢油体积比为400～2000，液时体积空速为0.05～‑11.2h ；更优选地，所述第一反应单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力‑1
为10.0～18.0MPa，氢油体积比为600～1200，液时体积空速为0.10～0.8h 。液时体积空速和反应压力是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。

[0056] 在没有特别说明的情况下，本文所述的压力均表示表压。

[0057] 根据一种优选的具体实施方式，在步骤(1)中，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元，且所述移动床中装填富矿前驱体材料，所述固定床中依次装填富矿前驱体材料和加氢催化剂或者所述固定床中装填加氢催化剂。

[0058] 优选情况下，在步骤(1)中，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元，且所述移动床中依次装填富矿前驱体材料和加氢催化剂，所述固定床中依次装填富矿前驱体材料和加氢催化剂或者所述固定床中装填加氢催化剂。

[0059] 在前述优选的具体实施方式中，更优选地，所述移动床中装填的富矿前驱体材料的体积与所述固定床中装填的富矿前驱体材料和加氢催化剂的体积之和的比例为10:90至60:40，优选20:80至40:60。需要解释的是，当所述固定床中仅装填加氢催化剂时，上述装填体积之比表示：所述移动床中装填的富矿前驱体材料的体积与所述固定床中装填的加氢催化剂的体积的比例。

[0060] 优选情况下，本发明的该方法还包括：每周期采用新鲜富矿前驱体材料更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料，且更换比例占所述移动床中装填的富矿前驱体材料总量的5～20质量％，更优选10～15质量％。

[0061] 优选地，所述周期为5～20天，优选为10～15天。

[0062] 优选情况下，在步骤(1)中，所述富矿前驱体材料中含有载体和负载在所述载体上的活性组分元素，所述载体选自氢氧化铝、氧化铝和氧化硅中的至少一种，所述活性组分元素选自第VIB族和VIII族金属元素中的至少一种。更优选地，所述富矿前驱体材料中的活性组分为选自第VIB族和VIII族金属元素的氧化物和/或硫化物。

[0063] 本发明所述富矿前驱体材料的形状可以为圆柱形和/或球形，优选为球形。

[0064] 优选情况下，所述富矿前驱体材料的平均粒径为0.1～6mm，更优选0.3‑4mm，进一步优选0.5‑1.5mm。

[0065] 本发明前述用于更换所述移动床中装填的富矿前驱体材料的新鲜富矿前驱体材料为氧化态或硫化态，优选为硫化态。

[0066] 更优选情况下，在步骤(1)中，所述富矿前驱体材料的灼减不低于3质量％，比表面2
积不低于80m /g，吸水率不低于0.9g/g。所述灼减是指富矿前驱体材料在600℃/2h焙烧处理后减少的质量占焙烧前质量的百分比例；所述吸水率是指富矿前驱体材料室温(例如25℃)下浸泡水中半小时增加的质量占浸泡前质量的百分比例。

[0067] 根据一种优选的具体实施方式，在步骤(1)中，按照反应物流方向，所述第一反应单元中依次装填有第一富矿前驱体材料和第二富矿前驱体材料，且所述第二富矿前驱体材料的灼减大于等于所述第一富矿前驱体材料的灼减。本发明对所述第一富矿前驱体材料和所述第二富矿前驱体材料的装填具体位置没有特别的限定，只要能够实现：相对于第二富矿前驱体材料，反应物料先与所述第一富矿前驱体材料接触，然后再与所述第二富矿前驱体材料接触即可。

[0068] 根据前述优选的具体实施方式，进一步优选地，所述第一富矿前驱体材料的灼减为3‑15质量％，以及所述第二富矿前驱体材料的灼减为不小于15质量％。

[0069] 根据前述优选的具体实施方式，进一步优选地，所述第一富矿前驱体材料与所述第二富矿前驱体材料的装填体积比为5:95至95:5。

[0070] 本发明所述的加氢催化剂可以为不同催化剂的级配组合，优选加氢催化剂至少能够催化加氢脱金属反应和加氢脱硫反应。

[0071] 本发明对能够催化加氢脱金属反应、加氢脱硫反应、加氢脱沥青反应和加氢脱残炭反应的催化剂的具体种类没有特别的限定，可以采用本领域内常规应用的能够催化上述反应的催化剂。

[0072] 本发明的所述加氢催化剂例如可以为以多孔耐熔无机氧化物为载体，第VIB族和/或VIII族金属的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入助剂的催化剂。

[0073] 优选情况下，本发明的第一反应单元在长周期运行后，富矿前驱体材料会转变为富钒材料，富钒材料中的钒含量不小于10重量％。

[0074] 以下提供本发明的第一反应单元中的优选的具体实施方式：

[0075] 本发明的所述第一反应单元中涉及的原料加氢处理技术为移动床‑固定床加氢处理技术或移动床加氢处理技术。其中，移动床反应器装填的是球形富矿前驱体材料，球形催化剂平均粒径为0.1‑6mm。固定床反应床层至少包括一种富矿前驱体材料和/或一种加氢催化剂，富矿前驱体材料主要由两部分组成：一是吸附油中含钒有机化合物能力强的载体，二是具有加氢活性功能的活性组分。所述反应器或反应床层至少包括一种富矿前驱体材料和一种加氢催化剂，富矿前驱体材料主要由两部分组成：一是吸附油中含钒有机化合物能力强的载体，二是具有加氢活性功能的活性组分。所述载体主要由氧化硅、氢氧化铝或氢氧化铝/氧化铝混合物挤条成型、干燥得到，表面富含丰富的‑OH，对油中含钒有机化合物有强的吸附能力，600℃焙烧2h，其灼减不低于5质量％。活性组分主要采用第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物。

[0076] 前述优选的具体实施方式中涉及的加氢催化剂一般为重渣油加氢催化剂，采用的重渣油加氢催化剂是指具有重、渣油加氢脱金属、加氢脱硫和加氢脱残炭等功能的组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RDM、RCS系列重、渣油加氢脱金属催化剂和脱硫催化剂。目前在固定床和/或移动床渣油加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用。本发明中优选有富矿前驱体材料、加氢脱金属脱硫催化剂、加氢脱硫催化剂，装填顺序一般是使原料依次与富矿前驱体材料、加氢脱金属脱硫、加氢脱硫催化剂接触，有时也可根据情况，少装一种或两种催化剂，例如只装填富矿前驱体材料和加氢脱硫催化剂，而不装加氢脱金属脱硫催化剂。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。

[0077] 优选地，在步骤(31)中，所述第二反应单元为加氢裂化单元，且所述加氢裂化单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油体积比为500‑1～2000，液时体积空速为0.3～3.0h 。

[0078] 优选地，所述加氢裂化单元中装填有至少一种加氢处理催化剂和至少一种加氢裂化催化剂。

[0079] 优选地，所述加氢裂化单元为固定床加氢裂化单元。

[0080] 以下提供本发明的第二反应单元中的优选的具体实施方式：

[0081] 在步骤(31)中，将所述轻组分引入至第二反应单元中进行反应，采用的加氢裂化技术为固定床加氢裂化技术。以目前工业上较成熟固定床蜡油加氢裂化技术为例，所述反应器或反应床层至少包括两种加氢裂化催化剂，一种是预处理催化剂，一种是加氢裂化催化剂。由于经固定床加氢处理后又经分馏得到的物料中金属含量、硫、氮含量及残炭值都较高，因此预处理催化剂优选具有很强的脱金属活性和很好的脱硫、脱氮活性，以保证后面的加氢裂化催化剂的活性。加氢裂化催化剂优选具有很好的加氢裂化活性。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝或分子筛为载体，第ⅥB族和/或Ⅷ族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RS系列预处理催化剂和RHC系列加氢裂化催化剂就属于这类催化剂。RS系列催化剂是一种NiW催化剂，RHC系列催化剂是一种NiMo分子筛催化剂。

[0082] 优选情况下，在步骤(31)中，所述第二反应单元为催化裂化单元，且所述催化裂化单元为流化催化裂化(FCC)单元。

[0083] 优选地，轻组分催化裂化中采用的轻组分催化裂化技术为FCC技术，优选采用石油化工科学研究院开发的LTAG技术，主要生产汽油馏分和液化气。

[0084] 优选地，所述流化催化裂化单元中的操作条件包括：反应温度为500～600℃，剂油比为3～12，停留时间为1～10s；更优选地，所述流化催化裂化单元的操作条件包括：反应温度为520～580℃，剂油比为4～10，停留时间为2～5s。

[0085] 本发明所述的剂油比均表示剂油质量比。

[0086] 优选情况下，在步骤(31)中，所述第二反应单元为柴油加氢提质单元，且所述柴油加氢提质单元中的操作条件包括：反应温度为330～420℃，反应压力为5.0～18.0MPa，氢油‑1体积比为500～2000，液时体积空速为0.3～3.0h 。

[0087] 优选地，所述柴油加氢提质单元中装填有至少一种柴油加氢提质催化剂。

[0088] 本发明的所述柴油加氢提质催化剂例如可以为具有柴油加氢脱硫和加氢脱氮等功能的组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物或硫化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由石油化工科学研究院研发的RS系列柴油加氢脱硫催化剂和脱氮催化剂。

[0089] 优选情况下，在步骤(32)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物，且所述至延迟焦化单元中的操作条件包括：反应温度为440～520℃，停留时间为0.1～4h。

[0090] 优选地，在步骤(32)中，将所述重组分引入至延迟焦化单元中进行反应以得到低硫石油焦，且控制条件使得所述重组分的硫含量不大于1.8重量％，更优选所述低硫石油焦的硫含量不大于3重量％。

[0091] 优选情况下，在步骤(32)中，将所述重组分作为低硫船用燃料油组分，且控制条件使得所述低硫船用燃料油组分中的硫含量不大于0.5重量％。

[0092] 本发明对所述溶剂脱沥青处理的具体操作没有特别的限制，可以采用本领域内常规的溶剂脱沥青工艺进行。本发明的实例中示例性地列举了溶剂脱沥青工艺的操作参数，本领域技术人员不应理解为对本发明的限制。

[0093] 本发明适用于常渣与减渣的加氢转化，尤其适用于高金属(Ni+V>150μg/g，尤其Ni+V>200μg/g)、高残炭(残炭质量分数>17％，尤其残炭质量分数>20％)、高稠环物质的劣质渣油加氢转化。

[0094] 如前所述，本发明的第二方面提供了一种加氢处理脱油沥青的系统，该系统中包括：

[0095] 第一反应单元，该第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元，用于将脱油沥青和含芳烃物流在其中进行加氢反应；

[0096] 分离单元，该分离单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将来自所述第一反应单元的液相产物在其中进行分馏；

[0097] 第二反应单元，该第二反应单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的轻组分在其中进行反应，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；

[0098] 延迟焦化单元，该延迟焦化单元与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分在其中进行反应以得到选自焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和低硫石油焦中的至少一种产物；

[0099] 出口，该出口与所述分离单元保持流体连通，用于将由所述分离单元中获得的重组分作为低硫船用燃料油组分引出系统。

[0100] 优选地，所述延迟焦化单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将所述延迟焦化单元中获得的所述焦化柴油和/或所述焦化蜡油循环回所述第一反应单元中。

[0101] 优选情况下，该系统中还包括溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元与所述第一反应单元保持流体连通，用于将重油原料在其中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青引入至所述第一反应单元中。

[0102] 根据一种优选的具体实施方式，在本发明的系统中，所述第二反应单元为加氢裂化单元。

[0103] 根据另一种优选的具体实施方式，在本发明的系统中，所述第二反应单元为催化裂化单元，且所述催化裂化单元为流化催化裂化单元。

[0104] 根据另一种优选的具体实施方式，在本发明的系统中，所述第二反应单元为柴油加氢提质单元。

[0105] 以下结合图1对本发明的加氢处理脱油沥青的方法进行进一步详细说明。

[0106] 如图1所示，重油原料1进入溶剂脱沥青单元2中进行溶剂脱沥青处理后得到的脱油沥青4和脱沥青油3；脱油沥青4与含芳烃物流5一起形成混合原料6并进入第一反应单元7中进行加氢反应，其中，所述第一反应单元中含有富矿前驱体材料和/或加氢催化剂，所述第一反应单元为移动床‑固定床加氢组合单元或移动床加氢单元；来自所述第一反应单元的液相产物进行分馏，得到轻组分8和重组分9，其中，所述轻组分和所述重组分的切割点为330～380℃；将所述轻组分8引入至第二反应单元10中进行反应以得到选自汽油组分13、BTX原料组分12、柴油组分14中的至少一种产物，其中，所述第二反应单元选自加氢裂化单元、催化裂化单元和柴油加氢提质单元中的至少一种；以及将所述重组分9引入至延迟焦化单元11中进行反应以得到选自焦化汽油15、焦化柴油16、焦化蜡油17和低硫石油焦18中的至少一种产物；或者将所述重组分9作为低硫船用燃料油组分。

[0107] 本发明涉及一种高沥青质、胶质、硫及金属含量的重质烃类的精制与转化，它包括重、渣油加氢工艺、加氢裂化工艺或催化裂化工艺、焦化工艺，其特点是该组合工艺不但能适应原料油的重质化、劣质化，增大重、渣油的处理能力，而且还能提高汽油和化工料的收率，并能生产高质量的低硫船燃组分和低硫石油焦原料或低硫石油焦。

[0108] 与现有技术相比，优选情况下，本发明由于采用了溶剂脱沥青、重油加氢、加氢裂化或催化裂化或焦化等工艺的有机组合，不但使轻石油馏分高价值利用，而且使低价值的DOA转化成符合环保要求的低硫船燃组分和低硫石油焦原料，由此实现了重质石油资源的高效、环保和综合利用。

[0109] 以下将通过实例对本发明进行详细描述。在没有特别说明的情况下，以下实例均采用图1所示的工艺流程进行。

[0110] 在没有特别说明的情况下，以下实例中的表2的结果为装置持续运行100h中，每25h取样检测获得的结果的平均值。

[0111] 催化裂化催化剂MLC‑500、RS‑2100加氢精制催化剂、RHC‑131加氢裂化催化剂、RG‑30B、RDM‑33B和RCS‑31均为中石化催化剂有限公司长岭分公司生产的催化剂。

[0112] 各实例中使用的富含芳烃的馏分油的性质见表6。

[0113] 以下涉及的常温表示25±3℃。

[0114] 实施例A

[0115] 富矿前驱体材料1制备：选取中石化催化剂有限公司长岭分公司生产的RPB110拟薄水铝石2000g，其中1000g在550℃下处理2h，得到约700g氧化铝，将约700g氧化铝和另外1000g拟薄水铝石充分混合，之后加入40g田菁粉和20g柠檬酸，并加入2200g去离子水，混捏并挤条成型，在300℃下干燥3h，得到约1730g载体，加入2100mL含Mo和Ni的溶液进行饱和浸渍，溶液中Mo含量以MoO3重量计为5.5％，Ni含量以NiO重量计为1.5％，浸渍半小时，之后在
180℃下处理4h，得到富矿前驱体材料1，性质如表5中所示。

[0116] 富矿前驱体材料2制备：选取中石化催化剂有限公司长岭分公司生产的RPB110拟薄水铝石2000g，加入30g田菁粉和30g柠檬酸，并加入2400g去离子水，混捏并挤条成型，在120℃下干燥5h，得到约2040g载体，加入2200mL含Mo和Ni的溶液进行饱和浸渍，溶液中Mo含量以MoO3重量计为7.5％，Ni含量以NiO重量计为1.7％，浸渍半小时，之后在200℃下处理
3h，得到富矿前驱体材料2，性质如表5中所示。

[0117] 富矿前驱体材料3制备：选取市售的氧化硅2000g，加入30g田菁粉和30g氢氧化钠，并加入2400g去离子水，混捏并挤条成型，在120℃下干燥5h，得到约2000g载体，加入2200mL含Mo和Ni的溶液进行饱和浸渍，溶液中Mo含量以MoO3重量计为4.5％，Ni含量以NiO重量计为1.0％，浸渍半小时，之后在200℃下处理3h，得到富矿前驱体材料3，性质如表5中所示。

[0118] 实施例B

[0119] 以中东减压渣油为原料进行溶剂脱沥青，所用溶剂为一种以丁烷为主(丁烷含量为75质量％)并含有少量丙烷和戊烷的烃类混合物，在120℃，溶剂：减压渣油＝1.5：1(质量比)的条件下进行溶剂脱沥青，脱沥青油(DAO)质量收率68.1％，脱油沥青(DOA)质量收率31.9％。

[0120] 实施例1

[0121] 原料：采用实施例B中的DOA与LCO按照质量比1:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0122] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验。移动床反应器中装填富矿前驱体材料1，按照反应物流动方向，固定床反应器中装填富矿前驱体材料2、RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料1：富矿前驱体材料2：RDM‑33B：RCS‑31＝30：36：14：20。加氢处理的操作条件为：压‑1力16MPa，空速0.18h ，氢/油比(体积)：1000：1，其中，移动床反应器加氢反应温度为385℃，固定床反应器加氢反应温度为370℃。混合原料经加氢处理后，产品性质见表2。

[0123] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0124] 第二反应单元：小于335℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行加氢裂化试验，催化剂的装填比为：RS‑2100:RHC‑131＝40：60(V/V)，加氢裂化工艺条件如下：精制段温度370‑1℃，裂化段385℃，压力7MPa，空速2.0h ，氢/油(体积)：1200：1，得到的加氢裂化汽油产品性质见表4。

[0125] 实施例2

[0126] 原料：采用实施例B中的DOA与HCO按照质量比5:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0127] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1，加氢处理后，产品性质见表2。

[0128] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于378℃重组分性质见表3。

[0129] 第二反应单元：小于378℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0130] 实施例3

[0131] 原料：采用实施例B中的DOA与LCO按照质量比10:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0132] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1，加氢处理后，产品性质见表2。

[0133] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表3。

[0134] 第二反应单元：小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0135] 实施例4

[0136] 原料：采用实施例B中的DOA与煤焦油I按照质量比15:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0137] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1，加氢处理后，产品性质见表2。

[0138] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于355℃重组分性质见表3。

[0139] 第二反应单元：小于355℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0140] 实施例5

[0141] 采用与实施例3相似的方法进行，所不同的是：

[0142] 第一反应单元：本实施例中，移动床加氢反应温度为395℃，固定床加氢反应温度为385℃。

[0143] 其余条件与实施例3中相同。

[0144] 所得大于等于350℃重组分性质见表3。

[0145] 实施例6

[0146] 原料：与实施例3中相同。

[0147] 第一反应单元：催化剂装填和加氢处理的操作条件同实施例5。

[0148] 每过14天，用硫化态富矿前驱体材料1更换移动床反应器中富矿前驱体材料1一次，每次置换的体积为5％，每隔30天固定床加氢反应温度提高0.5℃，加氢试验共计运行500天后停止运转，加氢生成油硫质量分数在0.40～0.50％之间。

[0149] 初始装到反应器的富矿前驱体材料1和富矿前驱体材料2，反应后变成富钒材料1和富钒材料2，经焙烧后分析，富钒材料1平均钒含量为69质量％，富钒材料2的钒含量为75质量％，是提炼高价值V2O5的高品质材料。

[0150] 实施例7

[0151] 将实施例3中的大于等于350℃重组分引入至延迟焦化单元进行焦化处理，延迟焦化单元中的条件包括：反应温度为490℃，停留时间为1.5h。

[0152] 所得低硫石油焦的质量收率为26.3％，石油焦硫质量分数为2.6％。

[0153] 实施例8

[0154] 将实施例3中的小于350℃轻组分在小型催化裂化固定流化床试验装置进行催化裂化试验，所用催化剂为催化裂化催化剂MLC‑500，流化催化单元的条件包括：反应温度为540℃，剂油比为6，平均停留时间为3s。

[0155] 结果，产品汽油质量收率为57.3％，汽油RON辛烷值为95.3。

[0156] 实施例9

[0157] 原料：混合原料与实施例3中相同。

[0158] 第一反应单元：与实施例3中相似，不同的是催化剂装填情况不同，本实施例中，按照反应物流动方向，第一反应单元的移动床反应器中装填富矿前驱体材料1：富矿前驱体材料2＝35：65(V/V)；第一反应单元的固定床反应器中装填RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：RDM‑33B：RCS‑31＝45：55。混合原料加氢处理的操作条件和工艺同实施例1。加氢处理后，产品性质见表2。

[0159] 每过14天，用硫化态富矿前驱体材料1和硫化态富矿前驱体材料2更换移动床反应器中富矿前驱体材料一次，每次置换的体积为5％，其中硫化态富矿前驱体材料1：硫化态富矿前驱体材料2＝35:65。

[0160] 每过30天，固定床反应器反应温度提3℃，加氢试验共计运行330天后停止运转，加氢生成油硫质量分数在0.55～0.65％之间，钒含量在4‑7μg/g之间。

[0161] 初始装到反应器的富矿前驱体材料1和富矿前驱体材料2，反应后变成富V材料1和富钒材料2，经焙烧分析其V含量分别为51质量％和42质量％，是提炼高价值V2O5的高品质材料。

[0162] 实施例10

[0163] 原料：混合原料与实施例3中相同。

[0164] 第一反应单元：与实施例3中相似，不同的是催化剂装填情况不同，本实施例中，按照反应物流动方向，第一反应单元的移动床反应器中装填富矿前驱体材料1：RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂＝50：50(V/V)；第一反应单元的固定床反应器中装填富矿前驱体材料2、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料2：RCS‑31＝45：55。

[0165] 加氢处理的操作条件同实施例1。

[0166] 实施例11

[0167] 原料：采用实施例B中的DOA与LCO以及煤焦油II(由实施例7中获得)按照质量比15:5:5混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0168] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1中的催化剂装填及工艺条件，加氢处理后，产品性质见表2。

[0169] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于355℃重组分性质见表3。

[0170] 第二反应单元：小于355℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1中小于335℃轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0171] 实施例12

[0172] 原料：混合原料与实施例3中相同。

[0173] 第一反应单元：用与实施例3相似，所不同的是，本实施例中，混合原料在中型移动床加氢处理装置上进行试验。移动床反应器中富矿前驱体材料1和RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料1：RDM‑33B＝50：50。工艺条件同实施例1中，加氢处理后，产品性质见表2。

[0174] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0175] 第二反应单元：小于335℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0176] 实施例13

[0177] 原料：采用实施例B中的DOA与QY1以质量比1:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0178] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1，加氢处理后，产品性质见表2。

[0179] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于350℃重组分性质见表3。

[0180] 第二反应单元：小于350℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1中轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品性质见表4。

[0181] 实施例14

[0182] 原料：采用实施例B中的DOA与QY2以质量比2:10混合，混合原料在常温下为液态，混合原料的性质见表1。

[0183] 第一反应单元：混合原料在中型移动床‑固定床重油加氢处理装置上进行试验，催化剂装填及工艺条件同实施例1，加氢处理后，产品性质见表2。

[0184] 分离：分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0185] 第二反应单元：小于335℃轻组分在固定床加氢裂化装置上进行试验，催化剂及试验条件与实施例1中轻组分加氢裂化试验相同，得到加氢裂化产品，性质见表4。

[0186] 实施例15

[0187] 原料：混合原料与实施例1中相同。

[0188] 第一反应单元：移动床反应器中装填富矿前驱体材料1，按照反应物流动方向，固定床反应器中装填富矿前驱体材料1、RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料1(移动床反应器)：富矿前驱体材料1(固定床反应器)：RDM‑33B：RCS‑31＝30：36：14：20。

[0189] 其余条件与实施例1中相同。

[0190] 混合原料经加氢处理后，产品性质见表2。

[0191] 分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0192] 实施例16

[0193] 原料：混合原料与实施例1中相同。

[0194] 第一反应单元：与实施例1相似的方法进行，所不同的是，本实施例中，按照反应物流动方向，第一反应单元的移动床反应器中装填富矿前驱体材料2，固定床反应器中装填富矿前驱体材料1、RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料2：富矿前驱体材料1：RDM‑33B：RCS‑31＝30：36：14：20。

[0195] 其余条件与实施例1中相同。

[0196] 混合原料经加氢处理后，产品性质见表2。

[0197] 分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0198] 实施例17

[0199] 原料：混合原料与实施例1中相同。

[0200] 第一反应单元：与实施例1中相似，不同的是催化剂装填情况不同，本实施例中，按照反应物流动方向，第一反应单元的移动床反应器中装填RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂，固定床反应器中装填保护催化剂RG‑30B、RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：RG‑30B：RDM‑33B：RCS‑31＝5：20：75。

[0201] 其余条件与实施例1中相同。

[0202] 混合原料经加氢处理后，产品性质见表2。

[0203] 分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0204] 实施例18

[0205] 原料：混合原料与实施例1中相同。

[0206] 第一反应单元：与实施例1中相似，不同的是催化剂装填情况不同，本实施例中，按照反应物流动方向，第一反应单元的移动床反应器中装填富矿前驱体材料2，固定床反应器中装填富矿前驱体材料3、RDM‑33B渣油脱金属脱硫过渡催化剂、RCS‑31脱硫催化剂，装填体积比为：富矿前驱体材料2：富矿前驱体材料3：RDM‑33B：RCS‑31＝30：36：14：20。

[0207] 其余条件与实施例1中相同。

[0208] 混合原料经加氢处理后，产品性质见表2。

[0209] 分馏加氢处理得到的液相产品，大于等于335℃重组分性质见表3。

[0210] 对比例1

[0211] 原料：采用实施例B中的DOA与QY3以质量比3:10混合，在100℃下DOA无法全部溶解，也即所得混合物料为非液态，混合原料的性质见表1。

[0212] 因混合原料中有大量固体，故无法进行下一步试验。

[0213] 表1：混合原料性质

[0214]

[0215] 表2：重油加氢处理后产品性质

[0216] 项目 C7不溶物，质量％ 残炭，质量％ 硫，质量％ 粘度(100℃)，mm2/s Ni+V,(μg/g)实施例1 0.4 3.1 0.19 3.0 4.9实施例2 0.4 4.8 0.26 3.7 6.8
实施例3 1.3 8.9 0.32 6.01 12.9
实施例4 1.6 9.9 0.35 17.9 22.6
实施例5 0.5 6.4 0.28 5.2 5.8
实施例9 0.6 8.2 0.33 6.8 7.5
实施例10 0.5 7.6 0.37 7.0 8.1
实施例11 1.1 8.6 0.61 7.9 8.5
实施例12 2.1 9.8 0.70 8.5 9.0
实施例13 0.9 2.1 0.18 3.3 6.8
实施例14 1.9 4.3 0.48 28.7 14.5
实施例15 0.5 3.6 0.33 5.1 6.1
实施例16 0.45 3.4 0.31 5.0 5.9
实施例17 1.1 4.3 0.61 10.2 11.5
实施例18 0.44 3.6 0.32 5.3 6.2

[0217] 表3：重组分性质

[0218]

[0219]

[0220] 表4：加氢裂化汽油产品性质

[0221] 项目 收率，质量％ 密度(20℃)，g/cm3 RON 硫含量，μg/g实施例1 80.22 0.7122 95.5 5.3
实施例2 79.63 0.7233 92.8 6.1
实施例3 80.64 0.7356 89.8 6.8
实施例4 77.93 0.7658 90.1 9.2
实施例11 80.01 0.7214 95.1 5.4
实施例12 78.90 0.7310 95.0 5.9
实施例13 77.5 0.7463 93.5 7.8
实施例14 78.5 0.7599 91.8 9.3
实施例15 84.09 0.7284 95.5 7.0
实施例16 83.85 0.7310 95.25 6.5
实施例17 84.87 0.7259 95.14 6.8
实施例18 83.93 0.7325 95.91 6.4

[0222] 表5：富矿前驱体材料性质

[0223]   灼减，质量％ 比表面积，m2/g 吸水率，g/g富矿前驱体材料1 13.5 263 1.08
富矿前驱体材料2 29.9 279 1.22
富矿前驱体材料3 20.5 99 1.05

[0224] 表6：富含芳烃的馏分油的性质

[0225]

[0226]

[0227] 由上述结果可以看出，本发明的技术能够从DOA得到优质的生产低硫船燃或低硫焦产品原料。

[0228] 并且，本发明的技术能够得到优质的和符合国V标准的汽油产品。

[0229] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。