CN1335370A - 重、渣油加工方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了重、渣油原料的加工方法,将渣油加氢技术、溶剂抽提技术和催化裂化技术有机地组合起来,提高了渣油处理能力,降低了催化裂化焦炭产率和气体产率,增大了汽、柴油产率,充分利用了有限的石油资源。

Description

重、渣油加工方法

本发明涉及石油加工工艺方法的改进，它包括重、渣油加氢工艺、溶剂抽提渣油中的芳烃工艺和催化裂化工艺相结合，其特点是能适应原料油的重质化、劣质化，提高渣油处理能力，降低催化裂化焦炭产率和气体产率，增大汽、柴油产率。

重油催化裂化是目前解决原油日益变重、变劣以及市场对轻质油品需求日益增长等问题的有效技术。但催化裂化装置的产品分布及所使用裂化催化剂的寿命由原料油的性质决定，尤其是原料油中的重金属、氮、残碳等的含量。为了使渣油原料油能适宜进行催化裂化，在炼油技术上相继开发了渣油溶剂脱沥青、渣油加氢等原料油预处理工艺。其中渣油加氢预处理工艺是解决上述问题的有效手段，该工艺不但能大量脱除原料油中的S、N、金属等杂质，而且还能转化一部分重质烃类，减少渣油的残碳含量，很好的改善了渣油品质。渣油加氢预处理工艺中又以固定床渣油加氢工艺具有流程简单、投资小、易操作等优点而工业化装置较多。但渣油固定床加氢装置又因自身的特点决定了其生成油中S、N、金属等杂质较低，而重质芳烃(包括胶质、沥青质)含量却仍较高。使加氢渣油在进行催化裂化时，仍然会产生大量焦炭和干气，使催化裂化催化剂再生操作难度大，易产生超温等问题。结果使加氢后的渣油仍然不能全部进入催化裂化装置进行渣油轻质化，仅能与蜡油进行掺炼加工，并且掺炼比最大为20～30w％。这样不但大大降低催化裂化装置的处理能力，而且占整个加氢渣油量50～70w％的理想催化裂化组分得不到催化裂化装置的轻质化。

另外，加氢渣油进行催化裂化时也会再生成大量含重质芳烃(包括胶质、沥青质)较多的催化重油。CN87107146A专利中指出，工业上一般处理催化重油的方法有两种：第一种方法是全回炼和部分回炼，其回炼比为0.3～0.7。第二种方法是将催化重油甩出装置，即甩油浆，甩出量为原料油的5～12w％。但这两种方法也存在不足之处：第一种方法的缺点是重质芳烃在催化裂化装置中不断地循环，从而产生大量焦炭和干气，仅生成少量的汽油和柴油，同时又不断地增加新的重质芳烃，大大降低了催化裂化装置的生产能力。第二方案全部甩出油浆，又损失了占整个甩出量40～60W％的优质催化裂化原料油。

本发明的目的在于解决上述渣油固定床加氢与催化裂化组合进行渣油轻质化时存在的不足，提供重、渣油组合加工方法，最大量提高重、渣油加工的轻质油收率，充分利用有限的石油资源。

从加氢渣油和催化重油的化学组成分析着手，其中芳烃(包括胶质、沥青质)含量为30～60％(重量)，这些都是催化裂化装置原料油中的非理想组分，还有40～70％(重量)的烷烃和环烷烃是理想组分。本发明采用了溶剂抽提工艺，用于将加氢渣油和催化重油中的重质芳烃(包括胶质、沥青质)抽提出来。由渣油中分出重质芳烃可用大家熟悉的和适用的溶剂脱沥青方法。在溶剂抽提塔内，烃油进料与抽提介质进行逆流处理，抽提介质通常是含有烷烃化合物的轻质烃溶剂。商业提供的烷烃化合物包括C₃～C₈烷烃，如丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷、己烷或其中两种或多种的混合物。本发明优选的是C₃～C₅烷烃，最优选的是丁烷、戊烷或其混合物用作抽提溶剂。通常抽提溶剂随其碳原子数目增加，抽提深度也增加，在这方面，应提到的是，抽提深度越深，从烃油进料中抽提的烃类量就越大，剩余的重质芳烃类馏分就越少，越重。本发明可以根据渣油固定床加氢装置和催化裂化装置操作条件确定抽提深度，高选择性地抽出加氢渣油和催化重油中的重质芳烃。这样不但能提高渣油加氢装置和催化裂化装置的处理能力，充分利用石油资源，降低催化裂化装置焦炭和干气的产率，提高汽油产率，并且还能得到S、N、金属杂质含量较低重质石油芳烃馏分。

上述渣油加氢—溶剂抽提—催化裂化联合工艺的具体措施有如下三个方案：

第一个方案：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，经分离***分出气体和液体生成油，其中液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃馏分分别出装置，塔底重、渣油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，反应生成的催化裂化重油则与所述的常压分馏塔底重、渣油一起进入溶剂抽提装置。

第二个方案：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，经分离***分出气体和液体生成油，其中液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃馏分分别出装置，塔底重、渣油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，反应生成的催化裂化重油则作为循环油回催化裂化装置中继续处理，或出装置，或部分出装置，部分循环。

以上两个方案中，为了减少溶剂抽提装置的投资和溶剂抽提时油分的大量损失，所述常压塔底重、渣油可进入减压分馏塔进一步进行分馏，分馏出的减压馏分油与所述溶剂抽提后的较轻烃类一起进入所述催化裂化装置进行裂化，减压分馏塔的塔底馏分进入所述溶剂抽提装置。

第三个方案：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，经分离***分出气体和液体生成油，其中液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃馏分分别出装置，塔底重、渣油进入催化裂化装置；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，反应生成的催化裂化重油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出。

以上所述的三个方案中，所述的从溶剂抽提设备底部排出的不溶于抽提溶剂的较重烃类主要是重质芳烃，将其携带的溶剂分离出后，可以循环回渣油固定床加氢装置进行循环加工，实现渣油的高转化，也可以出装置作为纺丝沥青、针状焦、合成橡胶、塑料、道路沥青的主要原料或辅料。所述的固定床加氢处理后的反应物，经分离***分离后，分出的气体主要是氢气，经提纯后的含氢气体可返回渣油固定床加氢处理装置循环使用；分出的液体生成油主要是各种石油馏分的混合物。所述的常压分馏塔分出的轻烃馏分主要是汽油、煤油和柴油馏分。所述的催化裂化处理后的反应物经过分离后，主要有C3-C4等气体，汽油和柴油，可作为产品或下游装置的原料出装置。所述的催化裂化重油一般是馏程＞350℃的重质烃类馏分。

所述的溶剂抽提塔可使用转盘接触塔或板式塔，烃油进料从顶部进入，而抽提溶剂从底部进入，进行溶剂脱重质芳烃的条件一般为：总抽提溶剂与渣油重量比为1.5～8，压力为0.1～5.0Mpa，温度为100～230℃。通过溶剂比的改变，可以控制重油的芳烃抽出率在50～90％之间变化。所采用的抽提介质通常是含有烷烃化合物的轻质烃溶剂。商业提供的烷烃化合物包括C₃～C₈烷烃，如丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷、己烷或其中两种或多种的混合物。对本发明来说，优选的是C₃～C₅烷烃，最优选的是丁烷、戊烷或其混合。

所述的重、渣油加氢处理技术可以是任何适用于本发明的技术，如固定床重、渣油加氢技术、悬浮床重、渣油加氢技术、沸腾床重、渣油加氢技术、膨胀床重、渣油加氢技术、移动床重、渣油加氢技术。以目前工业上较成熟固定床重、渣油加氢技术为例，其操作条件一般为：反应温度340-427℃，最好是360-410℃；反应压力为8-16MPa，最好的为10-15MPa；氢油体积比为500-2000，最好的为700-1500；液时体积空速为0.1-1.0h^-1，最好的为0.2-0.4h^-1。所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、加氢脱氮和加氢裂化等功能的单一催化剂或组合催化剂。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，例如由抚顺石油化工研究院中试基地生产的CEN、FZC系列重、渣油加氢脱金属催化剂，由齐鲁石化公司第一化肥厂生产的ZTN、ZTS系列催化剂就属于这类催化剂。目前在固定床渣油加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用，其中有加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂，装填顺序一般是使原料油依次与加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢裂化催化剂接触。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。

所述的催化裂化技术可以是任何适用于重、渣油催化裂化的技术，其操作条件一般为：温度为450～600℃，最好是460～550℃；剂油重量比2～30，最好是2～20；与催化剂接触时间0.1～15秒，最好0.5～5秒；压力0.1～0.5Mpa。所采用的催化裂化催化剂包括通常用于催化裂化的催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM-5、M型、层柱等分子筛裂化催化剂，最好是分子筛裂化催化剂，这是因为分子筛裂化催化剂的活性高，生焦少，汽油产率高、转化率高。所述的催化裂化装置的反应器可以是各种型式的催化裂化反应器，最好是提升管反应器或提升管加床层反应器。工艺流程一般为：原料油从提升管反应器底部注入，和来自再生器的新鲜再生的高温催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。

除本发明两个方案中所述以外，催化裂化装置的进料还可掺入其它进料如减压分馏装置来的减压馏分油、常压分馏装置来的常压重油、加氢裂化装置来的加氢尾油、焦化装置来的重质馏分油等。

与现有技术相比，本发明由于采用了渣油加氢—溶剂抽提—催化裂化联合工艺，不但使目前的渣油固定床加氢装置处理原料油灵活，增大了原料油处理量，相应降低了装置操作苛刻度，而且还提高了催化裂化装置的处理能力和装置的总液体收率，降低了焦炭和裂化气产率，并且还得到了杂质含量较低的重质石油芳烃馏分，可作为纺丝沥青、针状焦、合成橡胶、塑料、道路沥青的主要原料或辅料，实现了石油资源的合理利用。

图1为本发明上述渣油加氢—溶剂抽提—催化裂化联合工艺第一个方案流程示意图，图2为本发明第三个方案流程示意图，图3是本发明第一个方案的另一个流程示意图。

以下结合附图和具体的实施例对本发明做详细说明。

如图1所示，原料油与氢气组成的进料1进入渣油固定床加氢处理装置2，所得的反应生成物3进入生成物分离器4，得到的富氢气体5，经提纯后可以返回加氢装置循环使用，得到的液体产物6进入常压分馏塔7，分馏得到的汽油8和柴油馏分9出装置，塔底常压渣油10进入减压分馏塔11，得VGO13和加氢渣油12，VGO13直接进入催化裂化装置15进行裂化，催化裂化反应生成的气体16、汽油17、柴油18出装置。而加氢渣油12与催化裂化重油14一起进入溶剂抽提塔23。烃油进料从抽提塔23顶部进入，抽提溶剂24从底部进入。溶于抽提溶剂中的渣油较轻烃类22从设备的顶部排出，经分离器19分出抽提溶剂21和去尾后的重油20，抽提溶剂21返回溶剂抽提塔23，而去尾后的重油20则全部进入催化裂化装置15进行裂化，用于生产品质优良的轻质油品。不溶于抽提溶剂的重质芳烃25从溶剂抽提塔23底部排出，经分离器26分出抽提溶剂27和重质芳烃类油28。抽提溶剂27返回溶剂抽提塔23，而得到的重质芳烃类油28可以返回渣油加氢装置进行加氢，也可以作为纺丝沥青、针状焦、合成橡胶、塑料、道路沥青的主要原料或辅料。

如图2所示，原料油与氢气组成的进料1进入渣油固定床加氢处理装置2，所得的反应生成物3进入生成物分离器4，得到的富氢气体5，经提纯后可以返回加氢装置循环使用，得到的液体产物6进入常压分馏塔7，分馏得到的汽油8和柴油馏分9出装置，塔底常压渣油10直接进入催化裂化装置15进行裂化，催化裂化反应生成的气体16、汽油17、柴油18出装置。而催化裂化产生的重油14则进入溶剂抽提塔23。烃油进料从抽提塔23顶部进入，抽提溶剂24从底部进入。溶于抽提溶剂中的渣油较轻烃类22从设备的顶部排出，经分离器19分出抽提溶剂21和去尾后的重油20，抽提溶剂21返回溶剂抽提塔23，而去尾后的重油20则全部进入催化裂化装置15进行裂化，用于生产品质优良的轻质油品。不溶于抽提溶剂的重质芳烃25从溶剂抽提塔23底部排出，经分离器26分出抽提溶剂27和重质芳烃类油28。抽提溶剂27返回溶剂抽提塔23，而得到的重质芳烃类油28可以返回渣油加氢装置进行加氢，也可以作为纺丝沥青、针状焦、合成橡胶、塑料、道路沥青的主要原料或辅料。

图3基本与图1相同，只是图中不设减压馏分塔11，常压分馏塔7所得常压渣油10直接进入溶剂抽提塔23处理。

下面用以下实施例进一步说明本发明。

在小型提升管式催化裂化装置上，配上中试渣油加氢处理装置和溶剂抽提装置，为催化裂化装置提供除去杂质和重质芳烃组分的加氢渣油和催化重油，使催化裂化装置能在少生焦、少产气体及多产汽油和柴油的条件下多加工渣油原料。

在以下试验中使用的渣油固定床加氢催化剂是由抚顺石油化工研究院中试基地生产的CEN、FZC系列重、渣油加氢脱金属催化剂，由齐鲁石化公司第一化肥厂生产的ZTN、ZTS系列重、渣油加氢脱氮、脱硫催化剂。催化剂装填的顺序为加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮催化剂。本试验中使用的加氢脱金属催化剂为CEN-5、CEN-6；保护剂为CEN-2、CEN-4、FZC-16(过渡保护剂)；加氢脱硫催化剂ZTS-01、ZTS-02、ZTS-03；加氢脱氮催化剂ZTN-01。各催化剂之间的装填比为：

CEN-2∶FZC-16∶CEN-4∶CEN-5∶CEN-6∶ZTS-01∶ZTS-02∶ZTS-03∶ZTN－01＝1∶1.25∶1.5∶2.62∶7.8∶6.63∶0.69∶0.87∶11(V/V)。

溶剂抽提装置使用的溶剂为丁烷、戊烷或其混合物。催化裂化装置所使用的催化剂为RHZ200(中国石化集团公司齐鲁石化公司催化剂厂生产)

本试验使用的原料油性质见表—1。

           表—1原料油主要性质

项目	原料油
		密度(20℃)，g/cm3	0.998
元素组成
		S，w％	2.52
N，w％	0.8
		残碳，w％	15.6
Ni，μg/g	48.0
		V，μg/g	2.2
Fe，μg/g	13.8
		Ca，μg/g	33.8
饱和份，w％	14.5
		芳香份，w％	34.8
胶质，w％	47.2
		沥青质，w％	3.5

实施例1-3

实施例1-3的实施以本发明的方案—进行，流程图见图1。该联合工艺的操作条件及结果分别列于表—2、表—3。

          表—2渣油加氢处理结果

序号	数据
		渣油固定床加氢
温度，℃	393
		压力，Mpa	15.4
氢油比，(V/V)	758
		空速，h-1	0.22
循环氢纯度，V％	95
		化学耗氢，w％	1.96
常压塔底加氢常渣
		密度(20℃)，g/cm3	0.909
元素组成
		S，w％	0.15
N，w％	0.20
		残碳，w％	3.6
Ni＋Vμg/g	0.11
		饱和份，w％	60.8
芳香份，w％	26.4
		胶质，w％	10.8
沥青质，w％	2.08
		减压塔减压蜡油
密度(20℃)，g/cm3	0.8960
		元素组成
S，μg/g	38
		N，μg/g	654
残碳，w％	0.06
		Ni＋V，μg/g	0.01
饱和份，w％	94.46
		单环芳烃，w％	3.90

续表2

双环芳烃，w％	0.38
		多环芳烃，w％	1.25
减压塔底加氢减渣
		密度(20℃)，g/cm3	0.915
元素组成
		S，w％	0.22
N，w％	0.26
		残碳，w％	5.2
Ni，μg/g	7.5
		V，μg/g	1.0
饱和份，w％	45.8
		芳香份，w％	36.3
胶质，w％	15.1
		沥青质，w％	2.8

表—3渣油加氢/催化裂化/加氢减渣、催化重油溶剂抽提联合工艺结果

序号	1	2	3
					溶剂抽提
温度，℃	150	200	230
				压力，Mpa	0.5	2.0	3.5
溶剂比，(V/V)	3	5	7
				溶剂	丁烷	戊烷	混合物(1∶1)
重质芳烃收率w％	29.4	15.6	18.9
				催化裂化
温度，℃	502
				压力，Mpa	0.14
剂油比(W)	5.5
				油剂接触时间S	1
干气，w％	3.05	3.18	3.11
				液化气，w％	8.81	9.45	9.03
汽油，w％	33.78	41.12	39.72
				柴油，w％	43.12	37.66	39.97
油浆，w％	3.23	4.09	3.87
				焦炭，w％	3.89	4.31	4.16
损失，w％	0.12	0.19	0.14

                       实施例4～6

实施例4～6的实施以本发明的方案一进行，流程图见图3。渣油固定床加氢处理操作条件同实施例1。该联合工艺的其他操作条件及结果分别列于表—4。

表—4渣油加氢/催化裂化/加氢常渣、催化重油溶剂抽提联合工艺结果

序号	4	5	6
				溶剂抽提
温度，℃	150	200	230
				压力，Mpa	0.5	2.0	3.5
溶剂比，(V/V)	3	5	7
				溶剂	丁烷	戊烷	混合物(1∶1)
重质芳烃收率w％	35.4	23.6	27.9
				催化裂化
操作条件
				温度，℃	502
压力，Mpa	0.14
				剂油比(W)	5.5
油剂接触时间S	1
				干气，w％	3.01	3.15	3.09
液化气，w％	8.63	9.15	9.02
				汽油，w％	37.72	40.83	39.11
柴油，w％	43.51	38.51	40.72
				油浆，w％	3.17	3.97	3.76
焦炭，w％	3.86	4.22	4.15
				损失，w％	0.10	0.17	0.15

                         实施例7～9

本实施例的实施以本发明的方案三进行，流程图见图3。渣油固定床加氢处理装置的操作条件同实施例1。该联合工艺的其他操作条件及结果分别列于表—5。由结果可以看出，催化裂化产品中气体和焦炭的产率与实施例1-6相比较大。因此，该联合工艺若采取此方案，渣油加氢装置的操作条件应进行优化操作，使生成的加氢常渣的性质适合于催化裂化。

         表—5渣油加氢/催化裂化/催化重油溶剂抽提联合工艺结果

序号	7	8	9
				溶剂抽提
温度，℃	150	200	230
				压力，Mpa	0.5	2.0	3.5
溶剂比，(V/V)	3	5	7
				溶剂	丁烷	戊烷	混合物(1∶1)
重质芳烃收率w％	32.6	21.4	28.7
				催化裂化
温度，℃	502
				压力，Mpa	0.14
剂油比(W)	5.5
				油剂接触时间S	1
干气，w％	3.97	4.07	4.03
				液化气，w％	10.8	11.03	11.00
汽油，w％	48.07	48.87	48.81
				柴油，w％	22.07	20.67	20.82
油浆，w％	7.54	7.76	7.65
				焦炭，w％	6.93	7.05	7.01
损失，w％	0.62	0.73	0.68

                        实施例10

本实施例是方案二的一个具体体现，流程与图1基本相同，只是催化裂化重油不进溶剂抽提装置，一部分外甩出装置，一部分作为催化裂化装置的循环油继续处理。催化裂化的原料油为加氢蜡油和加氢减渣，催化裂化装置的油浆外甩量为5.0％，仅加氢减渣进行溶剂抽提。渣油固定床加氢处理操作条件实施例1。其它操作条件及试验结果见表—6。

         表—6渣油加氢/催化裂化/加氢减渣溶剂抽提联合工艺结果

项目	数据
				溶剂抽提
温度，℃	150	200	230
				压力，Mpa	0.5	2.0	3.5
溶剂比，(V/V)	3	5	7
				溶剂	丁烷	戊烷	混合物(1∶1)
重质芳烃收率w％	33.5	20.3	24.6
				催化裂化
操作条件	数据
				温度，℃	502
压力，Mpa	0.14
				剂油比(W)	5.5
油剂接触时间S	1
				干气，w％	3.15	3.29	3.25
液化气，w％	9.13	9.86	9.59
				汽油，w％	40.85	43.38	42.44
柴油，w％	38.53	33.76	35.38
				油浆，w％	3.96	4.35	4.28
焦炭，w％	4.21	4.96	4.83
				损失，w％	0.17	0.28	0.23

                         实施例11

本实施例是方案三的一个具体体现，流程参见图2，催化裂化的原料油为加氢蜡油和加氢减渣，渣油的掺炼比为17.68％，装置的油浆外甩量为0，仅催化裂化重油进行溶剂抽提。渣油固定床加氢处理的操作条件同实施例1，其它操作条件及试验结果见表—7。

           表—7渣油加氢/催化裂化/催化裂化重油溶剂抽提联合工艺结果

项目	数据
				溶剂抽提
温度，℃	150	200	230
				压力，Mpa	0.5	2.0	3.5
溶剂比，(V/V)	3	5	7
				溶剂	丁烷	戊烷	混合物(1∶1)
重质芳烃收率w％	32.5	19.6	23.0
				催化裂化
操作条件	数据
				温度，℃	502
压力，Mpa	0.14
				剂油比(W)	5.5
油剂接触时间S	1
				干气，w％	3.18	3.31	3.27
液化气，w％	9.17	9.90	9.66
				汽油，w％	41.96	44.18	43.20
柴油，w％	37.22	32.91	34.40
				油浆，w％	4.02	4.40	4.32
焦炭，w％	4.26	5.02	4.91
				损失，w％	0.19	0.28	0.24

                        比较例1本比较例中，催化裂化的原料油为加氢蜡油和加氢渣油，渣油的掺炼比为17.68％，并且装置的油浆外甩量为5.0％，没有溶剂抽提装置。渣油固定床加氢处理装置的催化剂与操作条件及催化裂化装置的操作条件同实施例1。试验结果见表—8。

         表—8渣油加氢装置/催化裂化装置联合结果

项目	数据
		干气，w％	3.85
液化气，w％	10.5
		汽油，w％	46.07
柴油，w％	28.00
		油浆，w％	5.54
焦炭，w％	5.63
		损失，w％	0.41

Claims (20)

1、一种重、渣油加工方法，包括：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，然后进入分离***分出气体和液体生成油，其中分离出的液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃馏分分别出装置，塔底重、渣油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，生成的催化裂化重油与所述的常压分馏塔底重、渣油一起进入溶剂抽提装置。

2、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述常压塔底重、渣油进入减压分馏塔进一步进行分馏，分馏出的减压馏分油与所述溶剂抽提后的较轻烃类一起进入所述催化裂化装置进行裂化，所述减压分馏塔的塔底馏分与所述催化裂化重油一起进入所述溶剂抽提装置。

3、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置使用转盘接触塔或板式塔，烃油进料从顶部进入，而抽提溶剂从底部进入，进行溶剂脱重质芳烃的条件为：总抽提溶剂与渣油重量比为1.5～8，压力为0.1～5.0Mpa，温度为100～230℃，抽提介质是含有烷烃化合物的轻质烃溶剂。

4、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置所用抽提溶剂是丁烷、戊烷或其混合物。

5、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理技术是固定床重、渣油加氢技术，其操作条件为：反应温度340-427℃，反应压力为8-16MPa，氢油体积比为500-2000，液时体积空速为0.1-1.0h^-1。

6、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理催化剂是以多孔耐熔无机氧化物为载体，以第VIB族和/或VIII族金属组分为活性组分。

7、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的催化裂化技术操作条件为：温度为450～600℃，剂油重量比2～30，反应原料与催化剂接触时间0.1～15秒，压力0.1～0.5Mpa，所采用的催化裂化催化剂选自硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及分子筛裂化催化剂。

8、一种重、渣油加工方法，包括：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，经分离***分出气体和液体生成油，其中分离出的液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃出装置，塔底重、渣油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，反应生成的催化裂化重油则作为循环油回催化裂化装置中继续处理，或出装置，或部分出装置，部分循环。

9、按照权利要求1所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的常压塔底重、渣油进入减压分馏塔进一步进行分馏，分馏出的减压馏分油与所述溶剂抽提后的较轻烃类一起进入所述催化裂化装置进行裂化，所述减压分馏塔的塔底馏分进入所述溶剂抽提装置处理。

10、按照权利要求8所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置使用转盘接触塔或板式塔，烃油进料从顶部进入，而抽提溶剂从底部进入，进行溶剂脱重质芳烃的条件为：总抽提溶剂与渣油重量比为1.5～8，压力为0.1～5.0Mpa，温度为100～230℃，抽提介质是含有烷烃化合物的轻质烃溶剂。

11、按照权利要求8所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置所用抽提溶剂是丁烷、戊烷或其混合物。

12、按照权利要求8所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理技术是固定床重、渣油加氢技术，其操作条件为：反应温度340-427℃，反应压力为8-16MPa，氢油体积比为500-2000，液时体积空速为0.1-1.0h^-1。

13、按照权利要求8所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理催化剂是以多孔耐熔无机氧化物为载体，以第VIB族和/或VIII族金属组分为活性组分。

14、按照权利要求8所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的催化裂化技术操作条件为：温度为450～600℃，剂油重量比2～30，反应原料与催化剂接触时间0.1～15秒，压力0.1～0.5Mpa，所采用的催化裂化催化剂选自硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及分子筛裂化催化剂。

15、一种重、渣油加工方法，包括：重、渣油原料油首先进入渣油固定床加氢处理装置进行处理，经分离***分出气体和液体生成油，其中分离出液体生成油进入常压分馏塔进行分馏，分馏得到的轻烃馏分出装置，塔底重、渣油进入催化裂化装置；经催化裂化处理后的反应物，经过分离后，生成的催化裂化重油进入溶剂抽提装置进行溶剂抽提；重、渣油中较轻的烃类溶于抽提溶剂中，从设备的顶部排出，将抽提溶剂分出后，所述重、渣油中较轻的烃类进入催化裂化装置处理，不溶于抽提溶剂的较重烃类则从设备的底部排出。

16、按照权利要求15所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置使用转盘接触塔或板式塔，烃油进料从顶部进入，而抽提溶剂从底部进入，进行溶剂脱重质芳烃的条件为：总抽提溶剂与渣油重量比为1.5～8，压力为0.1～5.0Mpa，温度为100～230℃，抽提介质是含有烷烃化合物的轻质烃溶剂。

17、按照权利要求15所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的溶剂抽提装置所用抽提溶剂是丁烷、戊烷或其混合物。

18、按照权利要求15所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理技术是固定床重、渣油加氢技术，其操作条件为：反应温度340-427℃，反应压力为8-16MPa，氢油体积比为500-2000，液时体积空速为0.1-1.0h^-1。

19、按照权利要求15所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的重、渣油加氢处理催化剂是以多孔耐熔无机氧化物为载体，以第VIB族和/或VIII族金属组分为活性组分。

20、按照权利要求15所述的重、渣油加工方法，其特征在于所述的催化裂化技术操作条件为：温度为450～600℃，剂油重量比2～30，反应原料与催化剂接触时间0.1～15秒，压力0.1～0.5Mpa，所采用的催化裂化催化剂选自硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及分子筛裂化催化剂。

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