WO2020196924A1 - 潤滑油基油の製造方法 - Google Patents

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WO2020196924A1
WO2020196924A1 PCT/JP2020/014671 JP2020014671W WO2020196924A1 WO 2020196924 A1 WO2020196924 A1 WO 2020196924A1 JP 2020014671 W JP2020014671 W JP 2020014671W WO 2020196924 A1 WO2020196924 A1 WO 2020196924A1
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直哉 齋藤
真奈巳 中川
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Ｊｘｔｇエネルギー株式会社
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    • C10M2203/1006—Petroleum or coal fractions, e.g. tars, solvents, bitumen used as base material

Definitions

  • the present invention relates to a method for producing a lubricating oil base oil.
  • Patent Document 1 discloses a method for producing a lubricating oil base oil by hydrotreating a wax-containing raw material, catalytic hydrodesulfurization, and hydrogenation refining.
  • the present invention is a method for producing a lubricating oil base oil, which can treat both a light wax and a heavy wax with the same reactor and the same catalyst, and can efficiently produce a lubricating oil base oil from each raw material.
  • the purpose is to provide.
  • One aspect of the present invention is to flow a light wax having a kinematic viscosity of less than 6 mm 2 / s at 100 ° C. through a first reactor containing a hydrogenation treatment catalyst, and to combine the hydrogenation treatment catalyst and the light wax.
  • a first hydrotreating step of obtaining the first processing oil, above the first reactor kinematic viscosity was circulated heavy wax or 6 mm 2 / s at 100 ° C.
  • the second hydrogenation treatment step of bringing the hydrogenation treatment catalyst and the heavy wax into contact with each other at a temperature T 2 to obtain a second treatment oil, and the first treatment oil and the second treatment.
  • the present invention relates to a method for producing a lubricating oil base oil, which comprises a base oil manufacturing process for obtaining a lubricating oil base oil from a raw material oil containing at least one selected from the group consisting of oils.
  • the hydrotreating catalyst, ammonia - inorganic oxide support amount A 1 of total acid sites is 0.5 mmol / g or more as measured by Atsushi Nobori spectroscopy, periodic table Group 6 , A catalyst carrying one or more metals selected from the elements of Group 8, Group 9, and Group 10, and the temperature T 2 is higher than the temperature T 1 .
  • both light wax and heavy wax can be treated with the same reactor (first reactor) and the same catalyst.
  • first reactor first reactor
  • the same catalyst by adjusting the treatment temperature using a specific catalyst, light wax can be desulfurized while suppressing decomposition, and heavy wax can be desulfurized while being lightened by hydrocracking. Therefore, a lubricating oil base oil having suitable low temperature performance and viscosity characteristics can be efficiently produced from both the first treated oil obtained from the light wax and the second treated oil obtained from the heavy wax. ..
  • the inorganic oxide support, ammonia - amount A 2 of acid sites measured in the temperature range of 300 ° C. or more of the acid sites as measured by Atsushi Nobori spectroscopy is, 0.2 mmol / g or less It may be.
  • the sulfur content of the light wax may be 10 mass ppm or more and less than 1500 mass ppm, and the sulfur content of the heavy wax may be 100 mass ppm or more and 5000 mass ppm or less.
  • the density of the light wax at 15 ° C. may be 0.76 g / cm 3 or more and less than 0.835 g / cm 3
  • the density of the heavy wax at 15 ° C. is 0.835 g / cm 3 It may be 0.88 g / cm 3 or more.
  • the temperature T 1 may be 250 ° C. or higher and lower than 350 ° C.
  • the temperature T 2 may be 350 ° C. or higher and 450 ° C. or lower.
  • the base oil production step includes a step of obtaining a desulfurized oil by hydrodesulfurization of the raw material oil, a step of obtaining a hydrorefined oil by hydrorefining the desulfurized oil, and the hydrogen.
  • the step of obtaining the lubricating oil base oil by distillation of the refined oil may be included.
  • the base oil production step includes a step of obtaining a base oil distillate by distilling the raw material oil, a step of obtaining a dewaxed oil by hydroisomerization dewazing of the base oil distillate, and the above desorption. It may include a step of obtaining a hydrorefined oil by hydrorefining a brazing oil and a step of obtaining the lubricating oil base oil by distilling the hydrorefined oil.
  • both light wax and heavy wax can be treated with the same reactor and the same catalyst, and a lubricating oil base oil can be efficiently produced from each raw material.
  • a manufacturing method is provided.
  • a light wax having a kinematic viscosity of less than 6 mm 2 / s at 100 ° C. is circulated in a first reactor containing a hydrogenation catalyst, and the hydrogenation catalyst is produced. It is provided with a first hydrogenation treatment step of bringing the light wax into contact with each other at a temperature T 1 to obtain a first treatment oil.
  • a heavy wax having a kinematic viscosity of 6 mm 2 / s or more at 100 ° C. is circulated in the first reactor, and the hydrogenation treatment catalyst and the above are described.
  • a second hydrogenation treatment step of bringing the heavy wax into contact at a temperature T 2 to obtain a second treatment oil is further provided.
  • the order of the first hydrogenation treatment step and the second hydrogenation treatment step is not particularly limited, and the second hydrogenation treatment step is carried out in the first reactor after the first hydrogenation treatment step is carried out.
  • the first hydrogenation treatment step may be carried out in the first reactor after the second hydrogenation treatment step is carried out.
  • the temperature T 2 is higher than the temperature T 1
  • the sulfur content in the heavy wax is larger than the sulfur content in the light wax.
  • the method for producing a lubricating oil base oil is a group for obtaining a lubricating oil base oil from a raw material oil containing at least one selected from the group consisting of a first treated oil and a second treated oil. Further equipped with an oil manufacturing process.
  • the hydrotreating catalyst, ammonia - inorganic oxide support amount A 1 of total acid sites is 0.5 mmol / g or more as measured by Atsushi Nobori spectroscopy, periodic table Group 6, It is a catalyst supporting one or more metals selected from the elements of Group 8, Group 9, and Group 10.
  • both light wax and heavy wax can be treated in the same reactor (first reactor). Further, in the above production method, by using a specific catalyst and adjusting the treatment temperature, the light wax can be desulfurized while suppressing decomposition, and the heavy wax can be desulfurized while being lightened by hydrodecomposition. Therefore, a lubricating oil base oil having suitable low temperature performance and viscosity characteristics can be efficiently produced from both the first treated oil obtained from the light wax and the second treated oil obtained from the heavy wax. ..
  • first hydrogenation treatment step a light wax is circulated through a first reactor containing a hydrogenation treatment catalyst, and the hydrogenation treatment catalyst and the light wax are brought into contact with each other at a temperature T 1 for the first treatment. This is the process of obtaining oil.
  • the hydrogenation catalyst and the light wax may be brought into contact with each other in the presence of hydrogen. That is, the first hydrogenation treatment step may be a step of circulating the light wax and hydrogen to the first reactor.
  • the light wax is a wax having a kinematic viscosity of less than 6 mm 2 / s at 100 ° C.
  • the kinematic viscosity of the light wax at 100 ° C. may be 4.5 mm 2 / s or less.
  • the kinematic viscosity of the light wax at 100 ° C. is preferably 3 mm 2 / s or more, and more preferably 3.5 mm 2 / s or more.
  • Density at 15 °C lighter wax may be for example 0.76 g / cm 3 or more, preferably 0.77 g / cm 3 or more.
  • the density at 15 °C lighter wax may be less than for example 0.835 g / cm 3, preferably 0.82 g / cm 3 or less.
  • the sulfur content in the light wax may be, for example, 10 mass ppm or more, 50 mass ppm or more, or 100 mass ppm or more. Further, the sulfur content in the light wax may be less than 1500 mass ppm, 1000 mass ppm or less, or 500 mass ppm or less.
  • the sulfur content indicates a value measured in accordance with "Crude oil and petroleum products-Sulfur content test method-Part 6: Ultraviolet fluorescence method" described in JIS K 2541-6.
  • Light wax can also be said to be a hydrocarbon oil whose main component is normal paraffin.
  • the content of normal paraffin in the light wax is, for example, 50% by mass or more, preferably 55% by mass or more, and more preferably 60% by mass or more.
  • the light wax may contain oil.
  • the oil content in the light wax may be, for example, 20% by mass or less, and may be 15% by mass or less.
  • the oil content indicates a value measured in accordance with "petroleum wax" described in JIS K 2235.
  • the light wax may be, for example, a petroleum-derived wax, a synthetic oil-derived wax synthesized by an FT reaction, or a wax obtained by a solvent dewaxing process.
  • the hydrogenation treatment catalyst is a catalyst in which one or more metals selected from the elements of Group 6, Group 8, Group 9 and Group 10 of the periodic table are supported on an inorganic oxide carrier.
  • the amount A 1 of the total acid points measured by the ammonia-heated elimination method is 0.5 mmol / g or more.
  • the desulfurization catalyst for treating the light wax it is common to use a carrier having a decomposing activity and a low acidity point.
  • the amount A 1 of Zensanten have an inorganic oxide carrier is 0.5 mmol / g or more, thereby, heavy in the second hydrogenation step described later Wax can be decomposed.
  • the upper limit of the total acid point amount A 1 is not particularly limited, but from the viewpoint of further suppressing the decomposition of the light wax, the total acid point amount A 1 may be, for example, 0.7 mmol / g or less, and 0. It may be 6 mmol / g or less.
  • ammonia-heated desorption method (ammonia-TPD method, Ammonia Temperature Projected Deposition) is widely known as an effective method for characterizing the acidity of a solid catalyst.
  • ammonia-TPD method Ammonia Temperature Projected Deposition
  • C.I. V. Hidalgo et al., Journal of Catalysis, Vol. 85, pp. 362-369 (1984) show that the amount of acid points and the distribution of acid strength of acid points can be measured by the ammonia-heated elimination method. There is.
  • the ammonia-heated desorption method is to simultaneously measure the amount and temperature of ammonia desorbed by adsorbing ammonia, which is a base probe molecule, on the solid of the sample and continuously raising the temperature.
  • Ammonia adsorbed on a weak acid point is desorbed at a low temperature (corresponding to desorption in a range where the heat of adsorption is low), and ammonia adsorbed on a strong acid point is desorbed at a high temperature (in a range where the heat of adsorption is high). (Equivalent to the detachment of).
  • the acid strength is indicated by the temperature and the amount of heat of adsorption, and since the color reaction is not used, the solid acid strength and the amount of solid acid are more accurate values.
  • the amount of acid points in the inorganic oxide carrier is determined by the apparatus and measurement conditions described in "Niwa; Zeolite, 10,175 (1993)" and the like, and the amount of ammonia adsorbed is measured by ammonia-rise. The value obtained by the thermal desorption method is shown.
  • the amount A 2 of the acid points measured in the temperature range of 300 ° C. or higher among the acid points measured by the ammonia-heated desorption method may be, for example, 0.2 mmol / g or less. It is preferably 0.18 mmol / g or less. Since such a carrier has a small amount of strong acid sites, the decomposition of the light wax is more significantly suppressed in the first hydrogenation treatment step.
  • the amount of acid points A 2 may be, for example, 0.1 mmol / g or more, preferably 0.12 mmol / g, from the viewpoint of further promoting the decomposition of heavy wax in the second hydrogenation treatment step described later. That is all.
  • the inorganic oxide carrier is preferably a porous inorganic oxide.
  • the inorganic oxide carrier may be, for example, an inorganic oxide containing two or more elements selected from the group consisting of aluminum, silicon, zirconium, boron and titanium.
  • the method for introducing two or more elements selected from the group consisting of aluminum, silicon, zirconium, boron and titanium into the carrier is not particularly limited, and for example, a composite oxide is prepared using a solution containing a plurality of elements as a raw material.
  • the element-containing solution may be, for example, an aqueous solution of an element-containing compound.
  • the compound containing an element include, for example, aluminum, aluminum hydroxide, boehmite and the like for aluminum, silicon, water glass, silica sol and the like for silicon, and various types of zirconium sulfate and zirconium for zirconium. Examples thereof include alcokiside, boric acid and the like for boron, and titanium sulfide, titanium tetrachloride, and various alcokisides of titanium for titanium.
  • Inorganic oxides containing two or more elements have different types of inorganic oxides, so that the charge distribution on the surface is localized, acidic protons are easily generated as surface hydroxyl groups, and acid points are easily expressed. .. It is known that the expression of acid points changes depending on the type and composition of the inorganic oxide. Therefore, by changing the type, composition, and the like of the inorganic oxide, it is possible to control the amount of acid points and the ammonia desorption temperature when the acid is measured by the ammonia-heat temperature desorption method. From the viewpoint of expressing acid points, the inorganic oxide carrier preferably contains aluminum, which is a trivalent metal, and other elements having different valences.
  • the inorganic oxide carrier is composed of aluminum and silicon (the total content of aluminum and silicon is 95% by mass or more, preferably 99 in terms of alumina and silicon dioxide, based on the total amount of the inorganic oxide carrier. (In the case of mass% or more), the content of aluminum is preferably 30 to 90% by mass, more preferably 40 to 85% by mass, still more preferably 50 to 80% by mass in terms of alumina, based on the total amount of the inorganic oxide carrier. %.
  • the inorganic oxide carrier is composed of aluminum, silicon and zirconium (the total content of aluminum, silicon and zirconium is based on the total amount of the inorganic oxide carrier in terms of alumina, silicon dioxide and zirconia). 95% by mass or more, preferably 99% by mass or more), the content of aluminum is preferably 30 to 90% by mass, more preferably 40 to 80% by mass in terms of alumina, based on the total amount of the inorganic oxide carrier. , More preferably 50 to 70% by mass.
  • the inorganic oxide carrier is composed of aluminum, silicon and titanium (the total content of aluminum, silicon and titanium is based on the total amount of the inorganic oxide carrier in terms of alumina, silicon dioxide and titania).
  • the aluminum content is preferably 30 to 90% by mass, more preferably 40 to 80% by mass, in terms of alumina, based on the total amount of the inorganic oxide carrier. , More preferably 50 to 70% by mass.
  • an inorganic oxide carrier containing aluminum and an element other than aluminum it is preferable to add the constituent elements other than aluminum in the step prior to firing the carrier.
  • an aluminum hydroxide gel containing these components may be prepared, and the above-mentioned raw materials may be added to the prepared aluminum hydroxide gel.
  • the above raw materials may be added in the step of adding water or an acidic aqueous solution to the aluminum oxide intermediate or boehmite powder and kneading them.
  • a raw material containing a constituent element other than aluminum may be prepared in advance, and an alumina raw material such as boehmite powder may be blended therein.
  • the inorganic oxide carrier may further contain phosphorus as a constituent element.
  • phosphorus the content thereof is preferably 0.1 to 10% by mass, more preferably 0.5 to 7% by mass, still more preferably 2 in terms of oxide, based on the total amount of the inorganic oxide carrier. ⁇ 6% by mass.
  • a solution of phosphoric acid, an alkali metal salt of phosphoric acid or the like can be used.
  • the hydrogenation treatment catalyst has one or more metals (hereinafter, also referred to as active metals) selected from the elements of Group 6, Group 8, Group 9 and Group 10 of the periodic table.
  • the hydrogenation treatment catalyst preferably has two or more kinds selected from cobalt, molybdenum, nickel and tungsten.
  • Suitable combinations of active metals include, for example, cobalt-molybdenum, nickel-molybdenum, nickel-cobalt-molybdenum, nickel-tungsten and the like, with nickel-molybdenum, nickel-cobalt-molybdenum and nickel-tungsten being more preferred.
  • These active metals may be in any state on the hydrogenation catalyst and can be used, for example, in the state of sulfide.
  • the total content of tungsten and molybdenum is preferably 12% by mass or more, more preferably 15% by mass or more in terms of oxide, based on the total amount of the hydrogenation treatment catalyst. Further, the hydrogenation treatment catalyst preferably has a total content of tungsten and molybdenum of 35% by mass or less, more preferably 30% by mass or less in terms of oxide, based on the total amount of the hydrogenation treatment catalyst. ..
  • the total content of tungsten and molybdenum is 12% by mass or more, the number of active sites tends to increase and the hydrogenation activity tends to be better. Further, when the total content of tungsten and molybdenum is 35% by mass or less, the dispersibility of the metal is improved and the reaction efficiency tends to be further improved.
  • the total content of cobalt and nickel of the hydrogenation treatment catalyst is preferably 1% by mass or more, more preferably 1.5% by mass or more in terms of oxide, based on the total amount of the hydrogenation treatment catalyst. .. Further, the hydrogenation treatment catalyst preferably has a total content of cobalt and nickel of 15% by mass or less, more preferably 13% by mass or less in terms of oxides, based on the total amount of the hydrogenation treatment catalyst. .. When the total content of cobalt and nickel is 1% by mass or more, the effect of the cocatalyst is remarkably exhibited, and the activity tends to be further improved. Further, when the total content of cobalt and nickel is 15% by mass or less, the dispersibility of the metal is improved and the reaction efficiency tends to be further improved.
  • the method of supporting the active metal on the inorganic oxide carrier is not particularly limited, and a known supporting method can be used without particular limitation.
  • the supporting method include a method including a step of impregnating an inorganic oxide carrier with a solution containing an active metal (for example, a solution in which a salt of the active metal is dissolved).
  • a solution containing an active metal for example, a solution in which a salt of the active metal is dissolved.
  • an equilibrium adsorption method, a Poros-filling method, an Incipient-wetness method and the like are also preferably adopted.
  • the Pole-filing method is a method in which the pore volume of a carrier is measured in advance and impregnated with a metal salt solution having the same volume.
  • Phosphorus may be supported on the inorganic oxide carrier together with the active metal as an active ingredient.
  • the amount of phosphorus supported is preferably 0.5% by mass or more, more preferably 1% by mass or more in terms of oxide, based on the total amount of the hydrogenation catalyst.
  • the amount of phosphorus supported is preferably 10% by mass or less, more preferably 5% by mass or less in terms of oxide, based on the total amount of the hydrogenation catalyst.
  • the method of supporting phosphorus on the carrier is not particularly limited, and examples thereof include a method of coexisting with the above-mentioned solution containing an active metal, a method of supporting the active metal before or after the support, and the like.
  • the pore volume of the inorganic oxide carrier is preferably 0.30 mL / g or more, and more preferably 0.45 mL / g or more.
  • the pore volume is preferably 0.85 mL / g or less, and more preferably 0.80 mL / g or less.
  • the average pore diameter of the inorganic oxide carrier is preferably 5 nm or more, more preferably 6 nm or more.
  • the average pore diameter is preferably 15 nm or less, more preferably 12 nm or less.
  • the reaction substrate tends to diffuse into the pores, and the reactivity tends to be further improved.
  • the average pore diameter is small, the pore surface area tends to increase and the activity tends to be further improved.
  • the specific surface area, pore volume, and average pore diameter of the inorganic oxide carrier can be determined by the nitrogen adsorption method.
  • the specific surface area is determined by the BET method, and the pore volume and the average pore diameter are determined by the BJH method.
  • the ratio of the pore volume derived from the pores having a pore diameter of 3 nm or less to the total pore volume is determined. It is preferably 35% by volume or less.
  • the first reactor may contain at least one of the above-mentioned hydrogenation treatment catalysts.
  • the first reactor may contain two or more hydrogenation treatment catalysts, and may further contain other catalysts having desulfurization activity.
  • the ratio of the above-mentioned hydrogenation treatment catalyst to the catalyst having desulfurization activity is preferably 60% by mass or more, more preferably 70% by mass or more, and more preferably 80% by mass or more. It is more preferably 90% by mass or more.
  • the first reactor has a guard catalyst, a demetallizing catalyst, an inert filler, etc., for the purpose of trapping the scale component or supporting the hydrogenation treatment catalyst at the partition portion of the catalyst bed, if necessary. May be further contained.
  • the light wax is circulated through the first reactor containing the hydrogenation treatment catalyst, the hydrogenation treatment catalyst and the light wax are brought into contact with each other under predetermined reaction conditions, and the light wax is hydrogenated. It can be said that it is a process of hydrogenation.
  • the temperature T 1 is lower than the temperature T 2 described later.
  • the temperature T 1 may be, for example, 250 ° C. or higher, preferably 280 ° C. or higher, and more preferably 300 ° C. or higher. Further, the temperature T 1 may be, for example, less than 350 ° C., preferably 340 ° C. or lower, and more preferably 330 ° C. or lower. When the temperature T 1 is in this range, desulfurization of the light wax can be efficiently performed while suppressing the decomposition of the light wax.
  • reaction conditions other than temperature are not particularly limited and can be appropriately changed according to desired base oil characteristics and the like.
  • the reaction conditions include, for example, a hydrogen pressure of 2 to 20 MPa, a liquid space velocity (LHSV) of 0.2 to 3 h- 1 , and a hydrogen oil ratio (hydrogen / oil ratio) of 500 to 8000 scfb (89 to 1425 m 3 / m 3). ) Can be.
  • LHSV liquid space velocity
  • hydrogen oil ratio hydrogen / oil ratio
  • the pressure is expressed as an absolute pressure.
  • Degradation rate by hydrotreating the content W 1 of the raw material wax hydrocarbon having a boiling point of more than 360 ° C. in (the first light wax hydrotreating step), and the boiling point of the hydrotreated product 360 It can be calculated by the following formula from the hydrocarbon content W 2 at ° C. or higher.
  • Decomposition rate (mass%) 100 x (W 1- W 2 ) / W 1
  • the decomposition rate in the first hydrogenation treatment step is preferably 6.0% by mass or less, more preferably 3.0% by mass or less.
  • the reaction conditions may be appropriately changed so that the decomposition rate is within the above range.
  • the first treatment oil is obtained.
  • the sulfur content in the first treated oil may be, for example, 30 mass ppm or less, preferably 20 mass ppm or less, and more preferably 10 mass ppm or less.
  • the reaction conditions may be appropriately changed so that the sulfur content falls within the above range.
  • the hydrocracking of light wax may produce light fractions such as gas, naphtha, and kerosene, but the first treatment oil may contain these light fractions. Often, these light fractions may be removed from the hydrotreated product.
  • the density of the first treated oil at 15 ° C. may be, for example, 0.81 g / cm 3 or more, preferably 0.815 g / cm 3 or more.
  • the density at 15 °C of the first processing oil may be less than for example 0.835 g / cm 3, preferably 0.83 g / cm 3 or less.
  • the content of normal paraffin in the first treated oil is, for example, 50% by mass or more, preferably 55% by mass or more, and more preferably 60% by mass or more.
  • Second hydrotreating step the first reactor containing a hydrotreating catalyst, was circulated heavy wax and a hydrotreating catalyst and heavy waxes are contacted at a temperature T 2, the second This is the process of obtaining the processing oil of.
  • the hydrogenation catalyst and the heavy wax may be brought into contact with each other in the presence of hydrogen. That is, the second hydrogenation treatment step may be a step of circulating heavy wax and hydrogen to the first reactor.
  • the heavy wax is a wax having a kinematic viscosity of 6 mm 2 / s or more at 100 ° C.
  • the kinematic viscosity of the heavy wax at 100 ° C. may be 7 mm 2 / s or more.
  • kinematic viscosity at 100 ° C. of heavy wax is preferably not more than 15 mm 2 / s, more preferably at most 12 mm 2 / s.
  • the density of the heavy wax at 15 ° C. may be, for example, 0.835 g / cm 3 or more, preferably 0.84 g / cm 3 or more.
  • the density of the heavy wax at 15 ° C. may be, for example, 0.88 g / cm 3 or less, preferably 0.87 g / cm 3 or less.
  • the sulfur content in the heavy wax may be, for example, 100 mass ppm or more, 500 mass ppm or more, or 1000 mass ppm or more.
  • the sulfur content in the heavy wax may be, for example, 5000 mass ppm or less, 3000 mass ppm or less, or 2000 mass ppm or less.
  • the content of normal paraffin in the heavy wax is, for example, 15% by mass or more, preferably 20% by mass or more, and more preferably 25% by mass or more.
  • the heavy wax may contain oil.
  • the oil content in the heavy wax may be, for example, 30% by mass or less, or 20% by mass or less.
  • the oil content indicates a value measured in accordance with "petroleum wax" described in JIS K 2235.
  • the heavy wax may be, for example, a petroleum-derived wax, a synthetic oil-derived wax synthesized by an FT reaction, or a wax obtained by a solvent dewaxing process.
  • the heavy wax is circulated through the first reactor containing the hydrogenation treatment catalyst, and the hydrogenation treatment catalyst and the heavy wax are brought into contact with each other under predetermined reaction conditions to make the heavy wax heavy. It can be said that the process of hydrogenating the wax.
  • the temperature T 2 is a temperature higher than the above-mentioned temperature T 1 .
  • the temperature T 2 may be, for example, 350 ° C. or higher, preferably 370 ° C. or higher, and more preferably 380 ° C. or higher.
  • the temperature T 2 may be, for example, 450 ° C. or lower, preferably 430 ° C. or lower, and more preferably 420 ° C. or lower.
  • the reaction conditions other than the temperature are not particularly limited and can be appropriately changed according to the desired base oil characteristics and the like.
  • the reaction conditions include, for example, a hydrogen pressure of 2 to 20 MPa, a liquid space velocity (LHSV) of 0.2 to 3 h- 1 , and a hydrogen oil ratio (hydrogen / oil ratio) of 500 to 8000 scfb (89 to 1425 m 3 / m 3). ) Can be.
  • LHSV liquid space velocity
  • hydrogen oil ratio hydrogen / oil ratio
  • the reaction conditions other than the temperature in the second hydrogenation treatment step may be substantially the same as or different from the reaction conditions other than the temperature in the first hydrogenation treatment step.
  • To match the reaction conditions other than the temperature in the first hydrogenation process and the second hydrogenation process simply change the raw material wax (light wax or heavy wax) and temperature (T 1 or T 2 ).
  • the first hydrogenation treatment step and the second hydrogenation treatment step can be switched, and more efficient operation becomes possible.
  • the reaction conditions are substantially the same, for example, when the difference in hydrogen pressure is 1 MPa or less, the difference in liquid space velocity is 0.3 h -1 or less, and the difference in hydrogen oil ratio is 500 scfb or less.
  • Degradation rate by hydrotreating the content W 1 of the raw material wax hydrocarbon having a boiling point of more than 360 ° C. in (second hydrotreating heavy wax at step), and, the boiling point of the hydrotreated product From the hydrocarbon content W 2 of 360 ° C. or higher, it can be calculated by the following formula.
  • Decomposition rate (mass%) 100 x (W 1- W 2 ) / W 1
  • the decomposition rate in the second hydrogenation treatment step is preferably 15% by mass or more, more preferably 20% by mass or more.
  • the decomposition rate in the second hydrogenation treatment step is preferably 40% by mass or less, more preferably 30% by mass or less.
  • the reaction conditions may be appropriately changed so that the decomposition rate is within the above range.
  • the second treatment oil is obtained.
  • the sulfur content in the second treated oil may be, for example, 30 mass ppm or less, preferably 20 mass ppm or less, and more preferably 10 mass ppm or less.
  • the reaction conditions may be appropriately changed so that the sulfur content falls within the above range.
  • the hydrocracking of heavy wax may produce light fractions such as gas, naphtha, and kerosene, but the second treatment oil contains these light fractions. It may be obtained by removing these light fractions from the hydrotreated product.
  • Density at 15 °C the second processing oil may be for example 0.82 g / cm 3 or more, preferably 0.825 g / cm 3 or more.
  • the density of the second treated oil at 15 ° C. may be, for example, less than 0.865 g / cm 3 , preferably 0.855 g / cm 3 or less.
  • the content of normal paraffin in the second treated oil is, for example, 10% by mass or more, preferably 15% by mass or more, and more preferably 20% by mass or more.
  • the order in which the first hydrogenation treatment step and the second hydrogenation treatment step are carried out is not particularly limited, and after the first hydrogenation treatment step is carried out, the second hydrogenation treatment step is carried out. It may be carried out, and after carrying out the second hydrogenation treatment step, the first hydrogenation treatment step may be carried out. Further, in the present embodiment, the first hydrogenation treatment step and the second hydrogenation treatment step may be alternately carried out a plurality of times.
  • the lubricating oil base oil is produced from the first treated oil obtained in the first hydrogenation treatment step and the second treated oil obtained in the second hydrogenation treatment step.
  • the first treated oil and the second treated oil may be separately subjected to the base oil manufacturing process described later, or may be subjected to the base oil manufacturing step described later as a mixture.
  • the base oil production step is a step of obtaining a lubricating oil base oil from a raw material oil containing at least one selected from the group consisting of a first treated oil and a second treated oil.
  • the raw material oil can be processed according to the form of the manufacturing equipment to be used, the characteristics of the desired lubricating oil base oil, and the like to obtain the lubricating oil base oil.
  • the raw material oil may further contain hydrocarbon oils other than the first treated oil and the second treated oil. Further, the raw material oil may be a first treated oil, a second treated oil, or a mixture of the first treated oil and the second treated oil.
  • the base oil production step may include a step of obtaining a desulfurized oil by hydrodesulfurization of the raw material oil (step A-1), and the hydrorefined oil is obtained by hydrorefining the desulfurized oil. (Step A-2) and a step of obtaining a lubricating oil base oil by distillation of hydrorefined oil (step A-3) may be further included.
  • Step A-1 a step of obtaining a desulfurized oil by hydrodesulfurization of the raw material oil
  • the hydrorefined oil is obtained by hydrorefining the desulfurized oil.
  • Step A-3 a step of obtaining a lubricating oil base oil by distillation of hydrorefined oil
  • Step A-1 is a step of obtaining dewaxed oil by hydrogenation isomerization dewazing of the raw material oil.
  • hydrogenation isomerization dewaxing can be performed, for example, by contacting the feedstock oil with a hydrogenation isomerization catalyst in the presence of hydrogen.
  • a hydrogenation isomerization catalyst for example, a catalyst generally used for hydrogenation isomerization, that is, a catalyst in which a metal having a hydrogenation activity is supported on an inorganic carrier or the like can be used.
  • the metal having hydrogenation activity in the hydrogenation isomerization catalyst for example, one or more metals selected from the group consisting of the metals of Group 6, Group 8, Group 9 and Group 10 of the periodic table are used. Be done. Specific examples of these metals include precious metals such as platinum, palladium, rhodium, ruthenium, iridium, and osmium, cobalt, nickel, molybdenum, tungsten, iron, and the like, preferably platinum, palladium, nickel, and the like. Cobalt, molybdenum and tungsten, more preferably platinum and palladium.
  • preferable combinations include platinum-palladium, cobalt-molybdenum, nickel-molybdenum, nickel-cobalt-molybdenum, nickel-tungsten and the like.
  • the inorganic carrier in the hydrogenation isomerization catalyst examples include metal oxides such as alumina, silica, titania, zirconia, and boria. These metal oxides may be one kind, a mixture of two or more kinds, or a composite metal oxide such as silica alumina, silica zirconia, alumina zirconia, and alumina boria.
  • the inorganic carrier is preferably a composite metal oxide having solid acidity such as silica alumina, silica zirconia, alumina zirconia, and alumina boria from the viewpoint of efficiently advancing the hydrogenation isomerization of normal paraffin.
  • the inorganic carrier may contain a small amount of zeolite.
  • the inorganic carrier may contain a binder for the purpose of improving the moldability and mechanical strength of the carrier. Preferred binders include alumina, silica, magnesia and the like.
  • the content of the metal having hydrogenation activity in the hydrogenation isomerization catalyst is 0.1 to 3 parts by mass with respect to 100 parts by mass of the inorganic carrier as a metal atom. Is preferable. Further, the content of the metal having hydrogenation activity in the hydrogenation isomerization catalyst is preferably 2 to 50% by mass in terms of metal oxide when the metal is a metal other than the above-mentioned noble metal. .. Within such a content range, the metal tends to be well dispersed and high catalytic activity tends to be obtained.
  • the hydrogenation isomerization catalyst is a carrier composed of a porous inorganic oxide containing at least one selected from aluminum, silicon, zirconium, boron, titanium, magnesium and zeolite, and the periodic table includes groups 6, 8 and 8.
  • the catalyst may be a catalyst supporting one or more metals selected from the elements of the metals of Group 9 and Group 10.
  • porous inorganic oxide examples include alumina, titania, zirconia, boria, silica, and zeolite.
  • the method for producing the porous inorganic oxide is not particularly limited, but any preparation method can be adopted by using raw materials in various states such as various sol and salt compounds corresponding to each element. Furthermore, once a composite hydroxide or composite oxide such as silica-alumina, silica zirconia, alumina titania, silica titania, or alumina boria is prepared, the preparation step is performed in the state of alumina gel or other hydroxide or in a suitable solution. It may be added and prepared in any step of. The ratio of alumina to other oxides can be any ratio with respect to the carrier.
  • the content of alumina is preferably 90% by mass or less, more preferably 60% by mass or less, further preferably 40% by mass or less, preferably 10% by mass or more, more preferably, based on the total amount of the porous inorganic oxide. Is 20% by mass or more.
  • Zeolites are crystalline aluminosilicates, including faujasite, pentacil, mordenite, TON, MTT, * MRE, * BEA, etc., which are super-stabilized by a given hydrothermal treatment and / or acid treatment, or in zeolite.
  • the alumina content of the above-adjusted one can be used.
  • Faujasite, mordenite, beta, particularly preferably Y-type and beta-type are used.
  • the Y-type is preferably ultra-stabilized, and in addition to the original pore structure called micropores of 20 ⁇ or less, new pores are formed in the range of more than 20 ⁇ and 100 ⁇ or less in the zeolite ultra-stabilized by hydrothermal treatment. Will be done.
  • Known conditions can be used as the hydrothermal treatment conditions.
  • one or more metals selected from the elements of Group 6, Group 8, Group 9, and Group 10 of the periodic table one or more metals selected from Pd, Pt, Rh, Ir, and Ni are used. It is preferable, and it is more preferable to use two or more kinds in combination. Suitable combinations include, for example, Pd-Pt, Pd-Ir, Pd-Rh, Pd-Ni, Pt-Rh, Pt-Ir, Pt-Ni, Rh-Ir, Rh-Ni, Ir-Ni, Pd- Examples thereof include Pt-Rh, Pd-Pt-Ir, and Pt-Pd-Ni.
  • the total content of one or more metals selected from the elements of Group 6, Group 8, Group 9 and Group 10 of the Periodic Table is 0.1 as a metal atom based on the total amount of the hydrogenation isomerization catalyst. It is preferably about 2% by mass, more preferably 0.2 to 1.5% by mass, and even more preferably 0.25 to 1.3% by mass. Within such a content range, the metal tends to be well dispersed and high catalytic activity tends to be obtained.
  • the method of supporting the metal on the carrier is not particularly limited, and a known method can be used. Usually, a method of impregnating the carrier with a solution in which a metal salt is dissolved is preferably adopted. Further, the equilibrium adsorption method, the Pole-filing method, the Incipient-wetness method and the like are also preferably adopted.
  • the hydrogenation isomerization catalyst for example, the catalyst described in JP-A-2017-43688 can be preferably used.
  • step A-1 the reaction conditions of step A-1 will be described in detail.
  • the reaction temperature for hydrogenation isomerization dewaxing is preferably 200 to 450 ° C, more preferably 280 to 400 ° C.
  • the reaction temperature is in the above range, the isomerization of normal paraffin can be sufficiently promoted while suppressing the decomposition of the raw material oil.
  • the reaction pressure for hydrogenation isomerization dewax is preferably 0.1 to 20 MPa, more preferably 0.5 to 10 MPa.
  • the reaction pressure is in the above range, deterioration of the catalyst due to coke formation can be suppressed, and the equipment construction cost can also be suppressed.
  • Liquid hourly space velocity relative to the catalyst of the feedstock in the hydroisomerization dewaxing is preferably 0.01 ⁇ 100h -1, more preferably 0.1 ⁇ 50h -1.
  • the wax component can be sufficiently reduced / removed while suppressing the decomposition of the raw material oil.
  • Supply ratio (hydrogen oil ratio) of hydrogen to feedstock of the hydroisomerization dewaxing is preferably 100 ⁇ 1500Nm 3 / m 3, more preferably 200 ⁇ 800Nm 3 / m 3.
  • hydrogen-oil ratio is in the above range, sufficient catalytic performance can be easily obtained, and equipment construction costs can be suppressed.
  • the dewaxing oil obtained in step A-1 preferably has a normal paraffin concentration of 10% by volume or less, and more preferably 1% by volume or less.
  • the dewaxing oil obtained in step A-1 can be suitably used as a raw material for a lubricating oil base oil.
  • the lubricating oil base oil can be obtained through the steps of obtaining the base oil (step A-3).
  • Step A-2 is a step of obtaining hydrorefined oil by hydrorefining the desulfurized oil obtained in step A-1. Hydrorefining, for example, hydrogenates olefins and aromatic compounds in the desulfurized oil to improve the oxidative stability and hue of the lubricating oil base oil. Furthermore, it is expected that the sulfur content will be reduced by hydrogenating the sulfur compounds in the dewaxed oil.
  • Hydrorefining can be performed by contacting the hydrodesulfurized oil with a hydrogenation refining catalyst in the presence of hydrogen.
  • a hydrogenation refining catalyst for example, a carrier composed of one or more kinds of inorganic solid acidic substances selected from alumina, silica, zirconia, titania, boria, magnesia and phosphorus, and supported on the carrier.
  • the hydrorefining catalyst include catalysts comprising one or more active metals selected from the group consisting of platinum, palladium, nickel-molybdenum, nickel-tungsine and nickel-cobalt-molybdenum.
  • Suitable carriers in the hydrorefining catalyst include inorganic solid acidic substances containing at least two or more types of alumina, silica, zirconia, or titania.
  • a conventional method such as impregnation or ion exchange can be adopted.
  • the amount of the active metal supported on the hydrorefining catalyst is preferably 0.1 to 25 parts by mass with respect to 100 parts by mass of the carrier.
  • the average pore diameter of the hydrorefining catalyst is preferably 6 to 60 nm, more preferably 7 to 30 nm. When the average pore diameter is in this range, the dispersibility of the active metal is improved, and good catalytic activity tends to be easily obtained.
  • the pore volume of the hydrorefining catalyst is preferably 0.2 mL / g or more. When the pore volume is 0.2 mL / g or more, the activity deterioration of the catalyst tends to be suppressed.
  • the pore volume of the hydrorefining catalyst may be, for example, 0.5 mL / g or less.
  • the specific surface area of the hydrorefining catalyst is preferably 200 m 2 / g or more. When the specific surface area of the catalyst is 200 m 2 / g or more, the dispersibility of the active metal is improved, and the catalytic activity tends to be improved.
  • the specific surface area of the hydrorefining catalyst may be, for example, 400 m 2 / g or less.
  • the specific surface area, pore volume, and average pore diameter of the hydrorefining catalyst can be determined by the nitrogen adsorption method.
  • the specific surface area is determined by the BET method, and the pore volume and the average pore diameter are determined by the BJH method.
  • the reaction conditions for hydrorefining are preferably, for example, a reaction temperature of 200 to 300 ° C., a hydrogen partial pressure of 3 to 20 MPa, LHSV 0.5 to 5 h -1 , and a hydrogen / oil ratio of 170 to 850 Nm 3 / m 3 , and the reaction temperature is 200. More preferably, it is ° C. to 300 ° C., hydrogen partial pressure 4 to 18 MPa, LHSV 0.5 to 4 h -1 , and hydrogen / oil ratio 340 to 850 Nm 3 / m 3 .
  • the reaction conditions for hydrorefining may be adjusted so that, for example, the sulfur content and nitrogen content in the hydrorefined oil are 5 mass ppm or less and 1 mass ppm or less, respectively.
  • the sulfur content is based on "Crude oil and petroleum products-Sulfur content test method-Part 6: Ultrafluorescence method" described in JIS K2541-6
  • the nitrogen content is based on JIS K2609 "Crude oil and petroleum products-Sulfur content test”. It is a value measured based on "method”.
  • Step A-3 is a step of obtaining a lubricating oil base oil by distilling the hydrorefined oil obtained in step A-2.
  • Step A-3 can also be said to be a step of fractionating the hydrorefined oil into a plurality of fractions to obtain at least one kind of lubricating oil base oil.
  • step A-3 The distillation conditions in step A-3 are not particularly limited as long as the lubricating oil base oil can be fractionated from the hydrorefined oil.
  • atmospheric distillation or distillation under pressure for distilling a light distillate from hydrorefined oil and decompression for distilling a lubricating oil base oil from the bottom oil of the atmospheric distillation are performed. It is preferably carried out by distillation.
  • step A-3 for example, by setting a plurality of cut points and distilling the bottom oil under reduced pressure, a plurality of lubricating oil fractions can be obtained.
  • a first lubricating oil fraction having a 10% by volume distillate temperature of 280 ° C. or higher and a 90% by volume distillate temperature of 390 ° C. or lower and a 10% by volume distillate from the hydrogenated refined oil.
  • a certain third lubricating oil distillate can be fractionated and recovered.
  • the first lubricating oil fraction can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for ATF (automatic transmission fluid) and shock absorbers.
  • the kinematic viscosity at 100 ° C. is 2.7 mm 2 / s as a target value. It is preferable to do so.
  • the second lubricating oil distillate can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for engine oil base oils that meet the Group III standard of API, in which case the kinematic viscosity at 100 ° C. is targeted at 4.0 mm 2 / s.
  • the value is preferably a distillate having a kinematic viscosity at 100 ° C.
  • the third lubricating oil distillate is an engine oil base oil that meets the Group III standard of API, and can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for, for example, a diesel engine.
  • the kinematic viscosity at 40 ° C. is high. It is preferable that the target value is higher than 32 mm 2 / s and the kinematic viscosity at 100 ° C. is higher than 6.0 mm 2 / s.
  • the kinematic viscosity and viscosity index at 40 ° C. or 100 ° C. are values obtained based on JIS K2283 “Crude oil and petroleum products-kinematic viscosity test method and viscosity index calculation method”.
  • the first lubricating oil fraction is a lubricating oil base oil corresponding to 70 Pale
  • the second lubricating oil fraction is a lubricating oil base oil corresponding to SAE-10
  • the third lubricating oil fraction is SAE-. It can be obtained as a lubricating oil base oil corresponding to 20.
  • the SAE viscosity means a standard defined by the Society of Automotive Engineers.
  • the API standard is based on the classification of lubricating oil grades by the American Petroleum Institute (API (American Petroleum Institute)), and is Group II (viscosity index 80 or more and less than 120, saturation 90% by mass or more, and sulfur content.
  • Group III viscosity index 120 or more, saturation 90% by mass or more, and sulfur content 0.03% by mass or less.
  • lubricating oil base oils with a viscosity index of 130 or more are called Group III +, and are required as high-quality products having an API standard or higher.
  • the hydrorefined oil obtained in step A-2 contains light fractions such as naphtha and kerosene produced by hydrogenation isomerization and hydrocracking.
  • these light fractions may be recovered, for example, as a fraction having a 90% by volume distillation temperature of 280 ° C. or lower.
  • the base oil manufacturing process is not limited to the above mode.
  • the base oil production step includes a step of obtaining a base oil distillate by distilling the raw material oil (step B-1) and a dewaxing oil by hydroisomerization dewazing of the base oil distillate. (Step B-2) may be included, and the step of obtaining hydrorefined oil by hydrorefining the dewaxed oil (step B-3) and the lubricating oil by distilling the hydrorefined oil It may further include a step of obtaining a base oil (step B-4).
  • each step according to this aspect will be described in detail.
  • step B-1 the base oil fraction is fractionated from the raw material oil. Further, in step B-1, light fractions such as gas, naphtha, and kerosene may be further fractionated, as the case may be. Further, in step B-1, a heavy fraction heavier than the base oil fraction may be further fractionated, and the heavy fraction may be recovered as bottom oil.
  • the base oil fraction is a fraction for obtaining a lubricating oil base oil through step B-2 (and, if necessary, steps B-3 and B-4) described later, and its boiling point range is the purpose. It may be changed as appropriate depending on the product to be used.
  • the base oil fraction is preferably a fraction having a 10% by volume distillation temperature of 280 ° C. or higher and a 90% by volume distillation temperature of 530 ° C. or lower.
  • the 10% by volume distillation temperature and the 90% by volume distillation temperature are values measured based on JIS K2254 "Petroleum products-distillation test method-gas chromatograph method".
  • the raw material oil includes a heavy fraction having a boiling point higher than that of the base oil fraction (heavy fraction) and a light fraction having a boiling point lower than that of the base oil fraction (light), in addition to the base oil fraction.
  • Distillate may be included.
  • the light fraction is a fraction whose 90% by volume distillate temperature is lower than the 10% by volume distillate temperature of the base oil distillate, for example, a distillate having a 90% by volume distillate temperature lower than 280 ° C.
  • the heavy fraction is a fraction whose 10% by volume distillate temperature is higher than the 90% by volume distillate temperature of the base oil distillate, for example, a distillate having a 10% by volume distillate temperature higher than 530 ° C.
  • step B-1 The distillation conditions in step B-1 are not particularly limited as long as the base oil fraction can be fractionated from the raw material oil.
  • step B-1 may be a step of fractionating the base oil fraction from the raw material oil by vacuum distillation, and a combination of atmospheric distillation (or distillation under pressure) and vacuum distillation may be combined to obtain the base oil from the raw material oil. It may be a step of fractionating the distillate.
  • step B-1 involves atmospheric distillation (or distillation under pressure) for distilling the light fraction from the raw material oil and atmospheric distillation. It may be carried out by vacuum distillation in which the basal oil fraction and the heavy fraction are fractionated from the bottom oil of the above.
  • the base oil fraction may be fractionated as a single fraction, or may be fractionated as a plurality of fractions according to the desired lubricating oil base oil.
  • the plurality of lubricating oil fractions thus fractionated can be independently subjected to the subsequent step B-2. Further, a part or all of the plurality of base oil fractions can be mixed and subjected to the subsequent step B-2.
  • Step B-2 is a step of hydrogenating, isomerizing and dewazing the base oil fraction obtained in step B-1 to obtain a dewaxed oil.
  • the hydrogenation isomerization dewaxing in step B-2 can be carried out, for example, by contacting the base oil fraction with a hydrogenation isomerization catalyst in the presence of hydrogen.
  • Examples of the hydrogenation isomerization catalyst and reaction conditions in the hydrogenation isomerization dewaxing in step B-2 include the same hydrogenation isomerization catalyst and reaction conditions as in step A-1.
  • the dewaxing oil obtained in step B-2 preferably has a normal paraffin concentration of 10% by volume or less, and more preferably 1% by volume or less.
  • the dewaxing oil obtained in step B-2 can be suitably used as a raw material for a lubricating oil base oil.
  • the lubricating oil base oil can be obtained through the step of obtaining the base oil (step B-4).
  • Step B-3 is a step of hydrorefining the desulfurized oil obtained in step B-2 to obtain hydrorefined oil.
  • Hydrorefining for example, hydrogenates olefins and aromatic compounds in the desulfurized oil to improve the oxidative stability and hue of the lubricating oil base oil. Furthermore, it is expected that the sulfur content will be reduced by hydrogenating the sulfur compounds in the dewaxed oil.
  • Step B-3 can be performed, for example, by bringing the hydrodesulfurized oil into contact with the hydrogenation refining catalyst in the presence of hydrogen.
  • Examples of the reaction conditions for the hydrogenation purification catalyst and hydrogenation purification in step B-3 include the same hydrogenation purification catalyst and reaction conditions as in step A-2.
  • the reaction conditions for hydrorefining may be adjusted so that, for example, the sulfur content and nitrogen content in the hydrorefined oil are 5 mass ppm or less and 1 mass ppm or less, respectively.
  • the sulfur content is based on "Crude oil and petroleum products-Sulfur content test method-Part 6: Ultrafluorescence method" described in JIS K2541-6
  • the nitrogen content is based on "Crude oil and petroleum products-" described in JIS K2609. It is a value measured based on the "nitrogen content test method".
  • Step B-4 This is a step of obtaining a lubricating oil base oil by distilling the hydrorefined oil obtained in steps B-4 and B-3.
  • Step B-4 can also be said to be a step of fractionating the hydrorefined oil into a plurality of fractions to obtain at least one kind of lubricating oil base oil.
  • step B-4 The distillation conditions in step B-4 are not particularly limited as long as the lubricating oil base oil can be fractionated from the hydrorefined oil.
  • atmospheric distillation or distillation under pressure for distilling a light distillate from hydrorefined oil and decompression for distilling a lubricating oil base oil from the bottom oil of the atmospheric distillation are performed. It is preferably carried out by distillation.
  • a plurality of lubricating oil fractions can be obtained by setting a plurality of cut points and distilling the bottom oil under reduced pressure.
  • step B-4 for example, from the hydrorefined oil, a first lubricating oil fraction having a 10% by volume distillation temperature of 280 ° C. or higher and a 90% by volume distillation temperature of 390 ° C. or lower and a 10% by volume fractional distillation
  • a second lubricating oil fraction with a distilling temperature of 390 ° C or higher and a 90% by volume distilling temperature of 490 ° C or lower, and a 10% by volume distilling temperature of 490 ° C or higher and a 90% by volume distilling temperature of 530 ° C or lower.
  • a certain third lubricating oil distillate can be fractionated and recovered.
  • the first lubricating oil fraction can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for ATF and shock absorbers, and in this case, the kinematic viscosity at 100 ° C. is preferably 2.7 mm 2 / s as a target value.
  • the second lubricating oil distillate can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for engine oil base oils that meet the Group III standard of API, in which case the kinematic viscosity at 100 ° C. is targeted at 4.0 mm 2 / s.
  • the value is preferably a distillate having a kinematic viscosity at 100 ° C.
  • the third lubricating oil distillate is an engine oil base oil that meets the Group III standard of API, and can be obtained as a lubricating oil base oil suitable for, for example, a diesel engine.
  • the kinematic viscosity at 40 ° C. is high. It is preferable that the target value is higher than 32 mm 2 / s and the kinematic viscosity at 100 ° C. is higher than 6.0 mm 2 / s.
  • the first lubricating oil fraction is a lubricating oil base oil corresponding to 70 Pale
  • the second lubricating oil fraction is a lubricating oil base oil corresponding to SAE-10
  • the third lubricating oil fraction is SAE-. It can be obtained as a lubricating oil base oil corresponding to 20.
  • the SAE viscosity means a standard defined by the Society of Automotive Engineers.
  • the API standard is based on the classification of lubricating oil grades by the American Petroleum Institute (API (American Petroleum Institute)), and is Group II (viscosity index 80 or more and less than 120, saturation 90% by mass or more, and sulfur content.
  • Group III viscosity index 120 or more, saturation 90% by mass or more, and sulfur content 0.03% by mass or less.
  • lubricating oil base oils with a viscosity index of 130 or more are called Group III +, and are required as high-quality products having an API standard or higher.
  • the hydrorefined oil obtained in step B-3 may contain light fractions such as naphtha and kerosene light oil produced as a by-product by hydrogenation isomerization and the like.
  • these light fractions may be recovered, for example, as a fraction having a 90% by volume distillation temperature of 280 ° C. or lower.
  • the production method according to the present embodiment may further include steps other than the above-mentioned first hydrogenation treatment step, second hydrogenation treatment step, and base oil production step.
  • the production method includes a step of obtaining a light wax from a petroleum-based raw material (for example, a solvent extraction step, a hydrogenation step, a dewaxing step) and a step of obtaining a heavy wax from a petroleum-based raw material (for example, solvent removal).
  • a step, a solvent extraction step, a hydrogenation step, a dewaxing step) and the like may be further provided.
  • FIG. 1 is a flow chart showing an example of a lubricating oil base oil manufacturing apparatus for carrying out the method for manufacturing a lubricating oil base oil according to an embodiment.
  • the lubricating oil base oil production apparatus 100 shown in FIG. 1 has a first reactor 10 for hydrodesulfurizing light wax or heavy wax introduced from the flow path L1 and a first reactor through the flow path L2.
  • the pressure of the vessel 40, the second separator 50 that fractionates the hydrorefined oil supplied from the third reactor 40 through the flow path L8, and the bottom oil supplied from the second separator 50 through the flow path L9 is reduced. It is configured to include a vacuum distillation column 51 for distilling.
  • Hydrogen gas is supplied to the first reactor 10, the second reactor 30, and the third reactor 40 through the flow path L40.
  • the lubricating oil base oil manufacturing apparatus 100 is provided with a flow path L31 that branches from the flow path L40 and connects to the flow path L1, and the hydrogen gas supplied from the flow path L31 is a light wax in the flow path L1. Alternatively, it is mixed with heavy wax and introduced into the first reactor 10. Further, L32 branched from the flow path L40 is connected to the first reactor 10, and the hydrogen pressure and the catalyst layer temperature in the first reactor 10 are adjusted by supplying hydrogen gas from the flow path L32. To.
  • the lubricating oil base oil manufacturing apparatus 100 is also provided with a flow path L33 that branches from the flow path L40 and connects to the flow path L3, and the hydrogen gas supplied from the flow path L33 is the first in the flow path L3. It is mixed with the first treated oil or the second treated oil and introduced into the second reactor 30. Further, a flow path L34 branched from the flow path L40 is connected to the second reactor 30, and the hydrogen pressure and the catalyst layer temperature in the second reactor 30 are increased by supplying hydrogen gas from the flow path L34. It will be adjusted.
  • the lubricating oil base oil production apparatus 100 is further provided with a flow path L35 that branches from the flow path L40 and connects to the flow path L7, and the hydrogen gas supplied from the flow path L35 is removed in the flow path L7. It is mixed with brazing oil and introduced into the third reactor 40. Further, a flow path L36 branched from the flow path L40 is connected to the third reactor 40, and the hydrogen pressure and the catalyst layer temperature in the third reactor 40 are increased by supplying hydrogen gas from the flow path L36. It will be adjusted.
  • the hydrogen gas that has passed through the second reactor 30 is taken out from the second reactor 30 together with the dewaxed oil by the flow path L7. Therefore, the amount of hydrogen gas supplied from the flow path L35 can be appropriately adjusted according to the amount of hydrogen gas taken out from the second reactor 30.
  • a flow path L4 for taking out a light fraction and hydrogen gas to the outside of the system is connected to the first separator 20.
  • the mixed gas containing the light fraction and the hydrogen gas taken out from the flow path L4 is supplied to the first gas-liquid separator 60 and separated into the light fraction and the hydrogen gas.
  • the first gas-liquid separator 60 is connected to a flow path L21 for taking out a light distillate and a flow path L22 for taking out hydrogen gas.
  • a flow path L10 for taking out a light fraction and hydrogen gas to the outside of the system is connected to the second separator 50.
  • the mixed gas containing the light distillate and the hydrogen gas taken out from the flow path L10 is supplied to the second gas-liquid separator 70 and separated into the light distillate and the hydrogen gas.
  • the second gas-liquid separator 70 is connected to a flow path L23 for taking out a light distillate and a flow path L24 for taking out hydrogen gas.
  • the hydrogen gas taken out from the first gas-liquid separator 60 and the second gas-liquid separator 70 is supplied to the acid gas absorption tower 80 through the flow path L22 and the flow path L24.
  • the hydrogen gas taken out from the first gas-liquid separator 60 and the second gas-liquid separator 70 contains hydrogen sulfide, which is a hydride of sulfur, in the acid gas absorption tower 80. Remove hydrogen sulfide, etc.
  • the hydrogen gas from which hydrogen sulfide and the like have been removed by the acid gas absorption tower 80 is supplied to the flow path L40 and introduced again into each reactor.
  • the vacuum distillation column 51 is provided with flow paths L11, L12 and L13 for taking out the lubricating oil fraction fractionated according to the desired lubricating oil base oil to the outside of the system.
  • the first hydrogenation treatment step can be carried out by hydrogenating the light wax supplied from the flow path L1 in the first reactor 10.
  • the second hydrogenation treatment step can be carried out by hydrogenating the heavy wax supplied from the flow path L1 in the first reactor 10.
  • the first reactor 10 in the presence of hydrogen (molecular hydrogen) supplied from the flow path L31 and the flow path L32, the light wax or the heavy wax is brought into contact with the hydrogenation treatment catalyst to perform the hydrogenation treatment. Can be done.
  • the type of the first reactor 10 is not particularly limited, and for example, a fixed bed flow reactor filled with a hydrogenation treatment catalyst is preferably used.
  • the reactor for the hydrogenation treatment is only the first reactor 10, but in the present embodiment, the lubricating oil base oil production apparatus is for the hydrogenation treatment.
  • a plurality of reactors may be arranged in series or in parallel. Further, the catalyst bed in the reactor may be single or plural.
  • the reactant taken out from the first reactor is separated by high pressure by the first separator 20 and then subjected to the second reactor.
  • the hydrogenated product supplied from the flow path L2 is separated by high pressure (fractional distillation under pressure), so that the light distillate is taken out from the flow path L4 and the bottom oil (first treatment). Oil or second processing oil) can be taken out from the flow path L3. Further, from the flow path L2, the hydrogen gas that has passed through the first reactor 10 together with the hydrogenation treatment product is circulated to the first separator 20. In the first separator 20, the hydrogen gas can be taken out from the flow path L4 together with the light fraction.
  • the lubricating oil base oil manufacturing apparatus 100 may further include a tank and a liquid feed pump in the middle of the flow path L3.
  • the first treated oil produced in the first hydrogenation treatment step is held in the tank, and then the second treated oil produced in the second hydrogenation treatment step is used.
  • the first treated oil and the second treated oil can be supplied to the second reactor 30 in a mixed state.
  • the second treated oil produced in the second hydrogenation treatment step is held in the tank, and then the first treated oil produced in the first hydrogenation treatment step is used.
  • the second treated oil and the first treated oil can be mixed and supplied to the second reactor 30.
  • the base oil manufacturing process can be carried out assuming that the process A-1, the process A-2 and the process A-3 are included.
  • step A-1 is carried out in the second reactor 30.
  • the raw material oil (first treated oil or second treated oil) supplied from the flow path L3 in the presence of hydrogen (molecular hydrogen) supplied from the flow path L33 and the flow path L34. ) Is brought into contact with the hydrogenation isomerization catalyst. As a result, the feedstock oil is removed by hydrogenation isomerization.
  • the type of the second reactor 30 is not particularly limited, and for example, a fixed bed flow reactor filled with a hydrogenation isomerization catalyst is preferably used.
  • the only reactor for hydrogenation isomerization dewaxing is the second reactor 30, but in the present embodiment, the lubricating oil base oil production apparatus is hydrogenated isomerization.
  • a plurality of reactors for isomerization may be arranged in series or in parallel. Further, the catalyst bed in the reactor may be single or plural.
  • the dewaxed oil obtained through the second reactor 30 is supplied to the third reactor 40 through the flow path L7 together with the hydrogen gas that has passed through the second reactor 30.
  • step A-2 is carried out in the third reactor 40.
  • the hydrodesulfurized oil supplied from the flow path L7 is brought into contact with the hydrorefining catalyst in the presence of hydrogen (molecular hydrogen) supplied from the flow path L7, the flow path L35 and the flow path L36.
  • the hydrodesulfurized oil is hydrorefined.
  • the type of the third reactor 40 is not particularly limited, and for example, a fixed bed flow reactor filled with a hydrorefining catalyst is preferably used.
  • the only reactor for hydrorefining is the third reactor 40, but in the present embodiment, the lubricating oil base oil producing apparatus is for hydrorefining.
  • a plurality of reactors may be arranged in series or in parallel. Further, the catalyst bed in the reactor may be single or plural.
  • the hydrorefined oil obtained through the third reactor 40 is supplied to the second separator 50 through the flow path L8 together with the hydrogen gas that has passed through the third reactor 40.
  • step A-3 can be carried out by the second separator 50 and the vacuum distillation column 51.
  • the hydride refined oil supplied through the flow path L8 is separated by high pressure (fractional distillation under pressure), so that the fraction is lighter than the fraction useful as the lubricating oil base oil (for example, naphtha). And the fuel oil fraction) can be taken out from the flow path L10, and the bottom oil can be taken out from the flow path L9. Further, hydrogen gas that has passed through the third reactor 40 is circulated from the flow path L8 together with the hydrorefined oil, and the second separator 50 takes out the hydrogen gas from the flow path L10 together with the light fraction. be able to.
  • the lubricating oil fraction in the vacuum distillation column 51, by distilling the bottom oil supplied from the flow path L9 under reduced pressure, the lubricating oil fraction can be taken out from the flow paths L11, the flow path L12 and the flow path L13, and is taken out from each flow path.
  • Each of the lubricating oil fractions can be suitably used as a lubricating oil base oil.
  • a fraction lighter than the lubricating oil fraction may be extracted from the flow path L10'and merged with the flow path L10.
  • the step A-3 is performed by the second separator 50 and the reduced pressure distillation column 51, but the step A-3 can also be performed by, for example, three or more distillation columns. .. Further, in the vacuum distillation column 51, three fractions are fractionated and taken out as the lubricating oil fraction, but in the production method according to the present embodiment, a single fraction may be taken out as the lubricating oil fraction. , Two fractions or four or more fractions can be fractionated and taken out as the lubricating oil fraction.
  • the light wax or the heavy wax is hydrogenated in the first reactor 10.
  • the sulfur content contained in the light wax or the heavy wax may be hydrogenated to generate hydrogen sulfide. That is, the hydrogen gas that has passed through the first reactor 10 may contain hydrogen sulfide.
  • the hydrogen gas containing hydrogen sulfide When the hydrogen gas containing hydrogen sulfide is returned to the flow path L40 as it is after passing through the first reactor 10 and recycled, the hydrogen gas containing hydrogen sulfide is supplied to the second reactor 30 and the second reactor The catalytic activity of 30 may decrease. Therefore, in the lubricating oil base oil production apparatus 100, the hydrogen gas that has passed through the first reactor 10 is passed through the flow path L2, the first separator 20, the flow path L4, the first gas-liquid separator 60, and the flow path L22. It is supplied to the acid gas absorption tower 80 through the above, and after removing hydrogen sulfide in the acid gas absorption tower 80, it is returned to the flow path L40.
  • the hydrogen gas that has passed through the second reactor 30 and the third reactor 40 may also contain hydrogen sulfide generated from the sulfur content slightly contained in the base oil fraction. Therefore, after being supplied to the acid gas absorption tower 80 through the flow path L24, it is returned to the flow path L40.
  • hydrogen gas is circulated through the acid gas absorption tower 80 as described above, but in the present embodiment, it is not always necessary to circulate the hydrogen gas, and each reactor does not necessarily have to circulate hydrogen gas. Hydrogen gas may be supplied independently.
  • the lubricating oil base oil production apparatus 100 may be provided with a wastewater treatment facility in the front stage or the rear stage of the acid gas absorption tower 80 for removing ammonia or the like generated by hydrogenation of nitrogen content.
  • Ammonia is mixed with stripping steam and treated in a wastewater treatment facility, becomes NOx together with sulfur by sulfur recovery, and then returned to nitrogen by denitration reaction.
  • the lubricating oil base oil manufacturing apparatus for carrying out the lubricating oil base oil manufacturing method according to the present embodiment is not limited to the above. ..
  • the lubricating oil base oil manufacturing apparatus has a vacuum distillation column for vacuum distillation of the bottom oil supplied from the first separator 20 through the flow path L3 between the first separator 20 and the second reactor 30. You may also be prepared.
  • the base oil fraction fractionalized in the vacuum distillation column is supplied to the second reactor 30.
  • the base oil manufacturing process can be carried out as including step B-1, step B-2, step B-3 and step B-4.
  • the present invention will be described in more detail with reference to Examples, but the present invention is not limited to the Examples.
  • the case where the hydrogenation treatment corresponding to the first hydrogenation treatment step or the second hydrogenation treatment step is carried out is taken as an example, and the first hydrogenation treatment step and the second hydrogenation treatment step
  • the case where the hydrogenation treatment which does not correspond to any of the above was carried out was taken as a comparative example.
  • the acid points of the carriers of the hydrogenation catalysts of Production Examples 1 to 3 were measured by the ammonia-temperature desorption method, and the results shown in Table 1 were obtained.
  • As the measuring device BELCAT manufactured by Microtrac Bell was used.
  • Example 1-1 As a light wax, a light wax having the properties shown in Table 2 below was prepared. Light wax was circulated in a reactor filled with a hydrogenation catalyst (a-1), and hydrogenation was performed under the conditions shown in Table 3 below. When the decomposition rate and sulfur content of the hydrogenated product were determined by the methods shown below, the results shown in Table 3 were obtained.
  • the sulfur content was measured in accordance with "Crude oil and petroleum products-Sulfur content test method-Part 6: Ultraviolet fluorescence method" described in JIS K 2541-6.
  • Examples 1-2 to 1-4 The hydrogenation treatment was carried out in the same manner as in Example 1-1 except that the conditions of the hydrogenation treatment were changed to the conditions shown in Table 3, and the hydrogenation treatment products were evaluated. The results are shown in Table 3.
  • Example 2-1 As the heavy wax, a heavy wax having the properties shown in Table 4 below was prepared. Heavy wax was circulated in a reactor filled with a hydrogenation catalyst (a-1), and hydrogenation was performed under the conditions shown in Table 5 below. When the decomposition rate and sulfur content of the hydrogenated product were determined, the results shown in Table 5 were obtained.
  • Example 2-2 to 2-8 The hydrogenation treatment was carried out in the same manner as in Example 2-1 except that the conditions of the hydrogenation treatment were changed to the conditions shown in Table 5 or Table 6, and the hydrogenation treatment products were evaluated. The results are shown in Table 5 or Table 6.
  • Example 3 As a light wax, a light wax having the properties shown in Table 2 was prepared. Light wax was circulated in a reactor filled with a hydrogenation catalyst (a-2), and hydrogenation was performed under the conditions shown in Table 7 below. When the decomposition rate and sulfur content of the hydrogenated product were determined, the results shown in Table 7 were obtained.

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Abstract

水素化処理触媒と軽質ワックスとを温度Ｔ１で接触させて、第一の処理油を得る第一の水素化処理工程と、水素化処理触媒と重質ワックスとを温度Ｔ２で接触させて、第二の処理油を得る第二の水素化処理工程と、第一の処理油及び第二の処理油からなる群より選択される少なくとも一種を含有する原料油から、潤滑油基油を得る基油製造工程と、を備え、水素化処理触媒が、アンモニア－昇温脱離法により測定される全酸点の量Ａ１が０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である無機酸化物担体に、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属を担持した触媒であり、温度Ｔ２が温度Ｔ１より高い温度である、潤滑油基油の製造方法。

Description

潤滑油基油の製造方法
　本発明は、潤滑油基油の製造方法に関する。
　従来から、ワックス成分から潤滑油基油を得る方法が種々検討されている。例えば、特許文献１には、ワックス含有原料を水素化処理し、接触水素化脱ろうし、水素化精製して、潤滑油基油を製造する方法が開示されている。
特表２００６－５０２２９７号公報
　潤滑油基油は、使用目的によって複数の種類が存在し、各製品において求められる低温性能及び粘度特性が異なるため、目的の製品に相当する留分を多く得ることが望ましい。
　目的の製品に相当する留分（製品留分）より、重質の留分（重質分）を原料として用いる場合、原料の水素化分解によって重質分を軽質化させることが好ましい。その一方で、目的の製品に近い軽質の留分（軽質分）を原料に用いる場合、原料が水素化分解すると、低沸点物が生成して収率が低下するおそれがある。
　このため、従来の製造方法では、原料の種類によって製造プロセスを大幅に変更する必要があった。
　本発明は、軽質ワックス及び重質ワックスの両方を、同一の反応装置及び同一の触媒で処理でき、各原料から潤滑油基油を効率良く製造することが可能な、潤滑油基油の製造方法を提供することを目的とする。
　本発明の一側面は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ未満の軽質ワックスを流通させ、上記水素化処理触媒と上記軽質ワックスとを温度Ｔ１で接触させて、第一の処理油を得る第一の水素化処理工程と、上記第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ以上の重質ワックスを流通させて、上記水素化処理触媒と上記重質ワックスとを温度Ｔ２で接触させて、第二の処理油を得る第二の水素化処理工程と、上記第一の処理油及び上記第二の処理油からなる群より選択される少なくとも一種を含有する原料油から、潤滑油基油を得る基油製造工程と、を備える、潤滑油基油の製造方法に関する。この製造方法において、上記水素化処理触媒は、アンモニア－昇温脱離法により測定される全酸点の量Ａ１が０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である無機酸化物担体に、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属を担持した触媒であり、上記温度Ｔ２は上記温度Ｔ１より高い温度である。
　上記製造方法では、軽質ワックスと重質ワックスの両方を、同一の反応器（第一の反応器）及び同一の触媒で処理できる。上記製造方法では、特定の触媒を用い、処理温度を調整することにより、軽質ワックスについては、分解を抑制しつつ脱硫でき、重質ワックスについては、水素化分解によって軽質化させつつ脱硫できる。このため、軽質ワックスから得られる第一の処理油と重質ワックスから得られる第二の処理油の両方から、好適な低温性能及び粘度特性を有する潤滑油基油を効率良く製造することができる。
　一態様において、上記無機酸化物担体は、アンモニア－昇温脱離法により測定される酸点のうち３００℃以上の温度範囲で測定される酸点の量Ａ２が、０．２ｍｍｏｌ／ｇ以下であってよい。
　一態様において、上記軽質ワックスにおける硫黄分は、１０質量ｐｐｍ以上１５００質量ｐｐｍ未満であってよく、上記重質ワックスにおける硫黄分は、１００質量ｐｐｍ以上５０００質量ｐｐｍ以下であってよい。
　一態様において、上記軽質ワックスの１５℃における密度は、０．７６ｇ／ｃｍ３以上０．８３５ｇ／ｃｍ３未満であってよく、上記重質ワックスの１５℃における密度は、０．８３５ｇ／ｃｍ３以上０．８８ｇ／ｃｍ３以下であってよい。
　一態様において、上記温度Ｔ１は、２５０℃以上３５０℃未満であってよく、上記温度Ｔ２は、３５０℃以上４５０℃以下であってよい。
　一態様において、上記基油製造工程は、上記原料油の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程と、上記脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程と、上記水素化精製油の蒸留により上記潤滑油基油を得る工程と、を含んでいてよい。
　一態様において、上記基油製造工程は、上記原料油の蒸留により、基油留分を得る工程と、上記基油留分の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程と、上記脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程と、上記水素化精製油の蒸留により上記潤滑油基油を得る工程と、を含んでいてよい。
　本発明によれば、軽質ワックス及び重質ワックスの両方を、同一の反応装置及び同一の触媒で処理でき、各原料から潤滑油基油を効率良く製造することが可能な、潤滑油基油の製造方法が提供される。
一実施形態に係る潤滑油基油の製造方法を実施するための、潤滑油基油製造装置の一例を示すフロー図である。
　以下、図面を参照しつつ、本発明の好適な実施形態について説明する。なお、図面の説明において同一要素には同一符号を付し、重複する説明を省略する。また、図面は理解を容易にするため一部を誇張して描いており、寸法比率等は図面に記載のものに限定されるものではない。
　本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ未満の軽質ワックスを流通させ、水素化処理触媒と軽質ワックスとを温度Ｔ１で接触させて、第一の処理油を得る第一の水素化処理工程を備える。
　また、本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法は、第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ以上の重質ワックスを流通させて、上記水素化処理触媒と上記重質ワックスとを温度Ｔ２で接触させて、第二の処理油を得る第二の水素化処理工程を更に備える。第一の水素化処理工程と第二の水素化処理工程の順序は特に限定されず、第一の水素化処理工程を実施した後の第一の反応器で第二の水素化処理工程を行ってよく、第二の水素化処理工程を実施した後の第一の反応器で第一の水素化処理工程を行ってもよい。本実施形態において、温度Ｔ２は温度Ｔ１より高い温度であり、重質ワックスにおける硫黄分の割合は軽質ワックスにおける硫黄分の割合より大きい。
　また、本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法は、第一の処理油及び第二の処理油からなる群より選択される少なくとも一種を含有する原料油から、潤滑油基油を得る基油製造工程を更に備える。
　本実施形態において、水素化処理触媒は、アンモニア－昇温脱離法により測定される全酸点の量Ａ１が０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である無機酸化物担体に、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属を担持した触媒である。
　本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法では、軽質ワックスと重質ワックスの両方を同一の反応器（第一の反応器）で処理できる。また、上記製造方法では、特定の触媒を用い、処理温度を調整ことにより、軽質ワックスについては、分解を抑制しつつ脱硫でき、重質ワックスについては、水素化分解によって軽質化させつつ脱硫できる。このため、軽質ワックスから得られる第一の処理油と重質ワックスから得られる第二の処理油の両方から、好適な低温性能及び粘度特性を有する潤滑油基油を効率良く製造することができる。
　以下、本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法における各工程について詳述する。
（第一の水素化処理工程）
　第一の水素化処理工程は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に、軽質ワックスを流通させ、水素化処理触媒と軽質ワックスとを温度Ｔ１で接触させて、第一の処理油を得る工程である。
　水素化処理触媒と軽質ワックスとは、水素の存在下に接触させてよい。すなわち、第一の水素化処理工程は、軽質ワックス及び水素を第一の反応器に流通させる工程であってよい。
　軽質ワックスは、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ未満のワックスである。軽質ワックスの１００℃における動粘度は、４．５ｍｍ２／ｓ以下であってもよい。また、潤滑油基油として好適な留分が得られやすい観点から、軽質ワックスの１００℃における動粘度は、３ｍｍ２／ｓ以上が好ましく、３．５ｍｍ２／ｓ以上がより好ましい。
　軽質ワックスの１５℃における密度は、例えば０．７６ｇ／ｃｍ３以上であってよく、好ましくは０．７７ｇ／ｃｍ３以上である。また、軽質ワックスの１５℃における密度は、例えば０．８３５ｇ／ｃｍ３未満であってよく、好ましくは０．８２ｇ／ｃｍ３以下である。
　軽質ワックスにおける硫黄分は、例えば１０質量ｐｐｍ以上であってよく、５０質量ｐｐｍ以上であってもよく、１００質量ｐｐｍ以上であってもよい。また、軽質ワックスにおける硫黄分は、１５００質量ｐｐｍ未満であってよく、１０００質量ｐｐｍ以下であってもよく、５００質量ｐｐｍ以下であってもよい。このような軽質ワックスを用いることで、第一の水素化処理工程において、軽質ワックスの分解を抑制しつつ、十分に脱硫された処理油が得られやすくなる。なお、本明細書中、硫黄分は、ＪＩＳ　Ｋ　２５４１－６に記載の「原油及び石油製品－硫黄分試験方法－第６部：紫外蛍光法」に準拠して測定される値を示す。
　軽質ワックスは、ノルマルパラフィンを主成分とする炭化水素油ということもできる。軽質ワックスにおけるノルマルパラフィンの含有量は、例えば５０質量％以上、好ましくは５５質量％以上、より好ましくは６０質量％以上である。
　軽質ワックスには、油分が含まれていてもよい。軽質ワックスにおける油分は、例えば２０質量％以下であってよく１５質量％以下であってもよい。本明細書中、油分は、ＪＩＳ　Ｋ　２２３５に記載の「石油ワックス」に準拠して測定される値を示す。
　軽質ワックスは、例えば石油由来のワックスであってよく、ＦＴ反応によって合成される合成油由来のワックスであってよく、また溶剤脱ろうプロセスにより得られるワックスであってもよい。
　水素化処理触媒は、無機酸化物担体に、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属を担持した触媒である。
　無機酸化物担体において、アンモニア－昇温脱離法により測定される全酸点の量Ａ１は０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である。軽質ワックスを処理するための脱硫触媒には、分解活性のある酸点の少ない担体を用いることが一般的である。これに対して、本実施形態では、全酸点の量Ａ１が０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である無機酸化物担体を用いており、これにより、後述の第二の水素化処理工程で重質ワックスの分解が可能になっている。
　全酸点の量Ａ１の上限は特に限定されないが、軽質ワックスの分解をより抑制する観点からは、全酸点の量Ａ１は、例えば０．７ｍｍｏｌ／ｇ以下であってよく、０．６ｍｍｏｌ／ｇ以下であってもよい。
　なお、アンモニア－昇温脱離法（アンモニア－ＴＰＤ法、Ａｍｍｏｎｉａ　Ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ　Ｐｒｏｇｒａｍｍｅｄ　Ｄｅｓｏｒｐｔｉｏｎ）は、固体触媒の酸性をキャラクタリゼーションする有効な方法として広く知られている。例えば、Ｃ．　Ｖ．　Ｈｉｄａｌｇｏら、Ｊｏｕｒｎａｌ　ｏｆ　Ｃａｔａｌｙｓｉｓ、８５巻、３６２－３６９頁（１９８４年）は、アンモニア－昇温脱離法によって、酸点の量や酸点の酸強度の分布を測定することができることを示している。
　アンモニア－昇温脱離法は、塩基プローブ分子であるアンモニアを試料の固体に吸着させ、温度を連続的に上昇させることによって脱離するアンモニアの量及び温度を同時測定するというものである。弱い酸点に吸着しているアンモニアが低温で脱離し（吸着熱が低い範囲での脱離に相当）、強い酸点に吸着しているアンモニアが高温で脱離する（吸着熱が高い範囲での脱離に相当）こととなる。このようなアンモニア－昇温脱離法では、酸強度が温度や吸着熱量により示され、呈色反応を利用していないため、固体酸強度及び固体酸量がより正確な値となっている。
　なお、本実施形態において、無機酸化物担体における酸点の量は、「丹羽；ゼオライト，１０，１７５（１９９３）」等に記載の装置及び測定条件により、アンモニアの吸着量を測定するアンモニア－昇温脱離法により求められる値を示す。
　無機酸化物担体において、アンモニア－昇温脱離法により測定される酸点のうち３００℃以上の温度範囲で測定される酸点の量Ａ２は、例えば０．２ｍｍｏｌ／ｇ以下であってよく、好ましくは０．１８ｍｍｏｌ／ｇ以下である。このような担体は強い酸点の量が少ないため、第一の水素化処理工程において軽質ワックスの分解がより顕著に抑制される。酸点の量Ａ２は、後述する第二の水素化処理工程において重質ワックスの分解がより促進される観点から、例えば０．１ｍｍｏｌ／ｇ以上であってよく、好ましくは０．１２ｍｍｏｌ／ｇ以上である。
　無機酸化物担体は、多孔性無機酸化物であることが好ましい。無機酸化物担体は、例えば、アルミニウム、ケイ素、ジルコニウム、ホウ素及びチタンからなる群より選ばれる２種以上の元素を含む無機酸化物であってよい。
　アルミニウム、ケイ素、ジルコニウム、ホウ素及びチタンからなる群より選ばれる２種以上の元素を担体に導入する方法は特に限定されず、例えば、複数の元素を含有する溶液等を原料として複合酸化物を調製する方法、各元素を含有する溶液を混合して複合酸化物を調製する方法、２種以上の無機酸化物及び／又は複合酸化物の混合物に酸を加え、粘土状に混練を行って捏和物を得て、当該捏和物を押出成型、乾燥及び焼成する方法、等が挙げられる。
　元素を含有する溶液は、例えば、元素を含有する化合物の水溶液であってよい。元素を含有する化合物としては、例えば、アルミニウムついては、アルミニウム、水酸化アルミニウム、ベーマイト等が挙げられ、ケイ素については、ケイ素、水ガラス、シリカゾル等が挙げられ、ジルコニウムについては、硫酸ジルコニウム、ジルコニウムの各種アルコキサイド等が挙げられ、ホウ素については、ホウ酸等が挙げられ、チタンについては硫化酸チタン、四塩化チタン、チタンの各種アルコキサイド等が挙げられる。
　２種以上の元素を含む無機酸化物は、異なる種類の無機酸化物が含まれることで表面上の電荷分布が局在化し、表面ヒドロキシル基として酸性プロトンが生成しやすく、酸点が発現しやすい。酸点の発現は、無機酸化物の種類、組成等により変化することが知られている。したがって、無機酸化物の種類、組成等を変化させることで、酸点の量、及び、アンモニア－昇温脱離法で酸を測定した際のアンモニア脱離温度をコントロールすることができる。酸点の発現の観点から、無機酸化物担体は３価の金属であるアルミニウムと価数の異なる他の元素とを含むことが好ましい。
　例えば、無機酸化物担体がアルミニウム及びケイ素で構成される場合（アルミニウム及びケイ素の合計含有量が、無機酸化物担体の全量を基準として、アルミナ及び二酸化ケイ素換算で、９５質量％以上、好ましくは９９質量％以上の場合）、アルミニウムの含有量は、無機酸化物担体全量を基準として、アルミナ換算で、好ましくは３０～９０質量％、より好ましくは４０～８５質量％、更に好ましくは５０～８０質量％である。
　また、例えば、無機酸化物担体がアルミニウム、ケイ素及びジルコニウムで構成される場合（アルミニウム、ケイ素及びジルコニウムの合計含有量が、無機酸化物担体の全量を基準として、アルミナ、二酸化ケイ素及びジルコニア換算で、９５質量％以上、好ましくは９９質量％以上の場合）、アルミニウムの含有量は、無機酸化物担体全量を基準として、アルミナ換算で、好ましくは３０～９０質量％、より好ましくは４０～８０質量％、更に好ましくは５０～７０質量％である。
　また、例えば、無機酸化物担体がアルミニウム、ケイ素及びチタンで構成される場合（アルミニウム、ケイ素及びチタンの合計含有量が、無機酸化物担体の全量を基準として、アルミナ、二酸化ケイ素及びチタニア換算で、９５質量％以上、好ましくは９９質量％以上の場合）、アルミニウムの含有量は、無機酸化物担体全量を基準として、アルミナ換算で、好ましくは３０～９０質量％、より好ましくは４０～８０質量％、更に好ましくは５０～７０質量％である。
　アルミニウムとアルミニウム以外の元素とを含む無機酸化物担体を調製する場合、アルミニウム以外の構成元素は、担体の焼成より前の工程において添加することが好ましい。例えば、アルミニウム水溶液に予め上記原料を添加した後、これらの構成成分を含む水酸化アルミニウムゲルを調製してよく、調製した水酸化アルミニウムゲルに対して上記原料を添加してもよい。また、酸化アルミニウム中間体又はベーマイトパウダーに水又は酸性水溶液を添加して混練する工程において、上記原料を添加してもよい。また、アルミニウム以外の構成元素を含む原料を予め調製し、これにベーマイトパウダー等のアルミナ原料を調合してもよい。アルミニウム以外の構成元素による効果発現機構は必ずしも解明されたわけではないが、アルミニウムと複合的な酸化物を形成していると推察され、このことが、酸点の発現の効果に加えて、担体表面積の増加、活性金属との相互作用等の効果を生じさせ、活性に影響を及ぼしていると考えられる。
　無機酸化物担体は、構成元素としてリンを更に含有していてもよい。リンを含有する場合、その含有量は、無機酸化物担体全量を基準として、酸化物換算で、好ましくは０．１～１０質量％、より好ましくは０．５～７質量％、更に好ましくは２～６質量％である。リンを含有させる場合、リン酸、リン酸のアルカリ金属塩等の溶液を用いることができる。
　水素化処理触媒は、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属（以下、活性金属ともいう。）を有している。水素化処理触媒は、これらのうち、コバルト、モリブデン、ニッケル及びタングステンから選ばれる２種以上を有していることが好ましい。活性金属の好適な組み合わせとしては、例えば、コバルト－モリブデン、ニッケル－モリブデン、ニッケル－コバルト－モリブデン、ニッケル－タングステン等が挙げられ、ニッケル－モリブデン、ニッケル－コバルト－モリブデン及びニッケル－タングステンがより好ましい。これらの活性金属は、水素化処理触媒上でどのような状態であってもよく、例えば、硫化物の状態で使用することができる。
　水素化処理触媒は、水素化処理触媒の全量基準で、タングステン及びモリブデンの合計含有量が、酸化物換算で１２質量％以上であることが好ましく、１５質量％以上であることがより好ましい。また、水素化処理触媒は、水素化処理触媒の全量基準で、タングステン及びモリブデンの合計含有量が、酸化物換算で３５質量％以下であることが好ましく、３０質量％以下であることがより好ましい。タングステン及びモリブデンの合計含有量が１２質量％以上であると、活性点が多くなり、水素化活性がより良好になる傾向がある。また、タングステン及びモリブデンの合計含有量が３５質量％以下であると、金属の分散性が向上し、より反応効率が向上する傾向がある。
　水素化処理触媒は、水素化処理触媒の全量基準で、コバルト及びニッケルの合計含有量が、酸化物換算で１質量％以上であることが好ましく、１．５質量％以上であることがより好ましい。また、水素化処理触媒は、水素化処理触媒の全量基準で、コバルト及びニッケルの合計含有量が、酸化物換算で１５質量％以下であることが好ましく、１３質量％以下であることがより好ましい。コバルト及びニッケルの合計含有量が１質量％以上であると、助触媒の効果が顕著に発揮され、活性がより向上する傾向がある。また、コバルト及びニッケルの合計含有量が１５質量％以下であると、金属の分散性が向上し、より反応効率が向上する傾向がある。
　活性金属を無機酸化物担体に担持させる方法は特に限定されず、公知の担持方法を特に制限無く用いることができる。担持方法としては、例えば、活性金属を含む溶液（例えば、活性金属の塩を溶解した溶液）を無機酸化物担体に含浸させる工程を含む方法等が挙げられる。また、担持方法としては、平衡吸着法、Ｐｏｒｅ－ｆｉｌｌｉｎｇ法、Ｉｎｃｉｐｉｅｎｔ－ｗｅｔｎｅｓｓ法等も好ましく採用される。例えば、Ｐｏｒｅ－ｆｉｌｌｉｎｇ法は、担体の細孔容積を予め測定しておき、これと同じ容積の金属塩溶液を含浸させる方法である。
　無機酸化物担体には、活性成分として、活性金属と共にリンが担持されていてもよい。リンの担持量は、水素化処理触媒の全量基準で、酸化物換算で０．５質量％以上が好ましく、１質量％以上がより好ましい。また、リンの担持量は、水素化処理触媒の全量基準で、酸化物換算で１０質量％以下が好ましく、５質量％以下がより好ましい。リンを担体に担持させる方法は特に限定されず、例えば、上述の活性金属を含む溶液に共存させる方法、活性金属の担持前又は担持後に担持させる方法、等が挙げられる。
　無機酸化物担体の細孔容積は、０．３０ｍＬ／ｇ以上であることが好ましく、０．４５ｍＬ／ｇ以上であることがより好ましい。また、当該細孔容積は、０．８５ｍＬ／ｇ以下であることが好ましく、０．８０ｍＬ／ｇ以下であることがより好ましい。細孔容積が大きいと活性金属の分散性が向上し、活性がより向上する傾向がある。また、細孔容積が小さいと、強度が向上し、触媒の粉化、破砕等が抑制される傾向がある。
　また、無機酸化物担体の平均細孔径は、５ｎｍ以上であることが好ましく、６ｎｍ以上であることがより好ましい。また、当該平均細孔径は、１５ｎｍ以下であることが好ましく、１２ｎｍ以下であることがより好ましい。平均細孔径が大きいと、反応基質が細孔内に拡散しやすくなり、反応性がより向上する傾向がある。また、平均細孔径が小さいと、細孔表面積が増加し、活性がより向上する傾向がある。無機酸化物担体の比表面積、細孔容積、平均細孔径は窒素吸着法により求めることができる。比表面積はＢＥＴ法により求められ、細孔容積及び平均細孔径はＢＪＨ法により求められる。
　無機酸化物担体においては、有効な触媒細孔を維持し、より高い活性が発揮される観点から、全細孔容積に占める細孔直径３ｎｍ以下の細孔に由来する細孔容積の割合が、３５容量％以下であることが好ましい。
　第一の反応器は、上述の水素化処理触媒を少なくとも一種含有していればよい。第一の反応器は、水素化処理触媒を二種以上含有していてよく、脱硫活性を有する他の触媒を更に含有していてもよい。第一の反応器中、脱硫活性を有する触媒に占める上述の水素化処理触媒の割合は、６０質量％以上であることが好ましく、７０質量％以上であることがより好ましく、８０質量％以上であることが更に好ましく、９０質量％以上であることが一層好ましい。
　また、第一の反応器は、必要に応じて、スケール分をトラップしたり触媒床の区切り部分で水素化処理触媒を支持したりする目的で、ガード触媒、脱金属触媒、不活性充填物等を更に含有していてもよい。
　第一の水素化処理工程は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に軽質ワックスを流通させ、水素化処理触媒と軽質ワックスとを所定の反応条件下で接触させ、軽質ワックスを水素化処理する工程ということができる。
　第一の水素化処理工程では、温度Ｔ１で水素化処理触媒と軽質ワックスとを接触させる。温度Ｔ１は、後述の温度Ｔ２より低い温度である。温度Ｔ１は、例えば２５０℃以上であってよく、好ましくは２８０℃以上、より好ましくは３００℃以上である。また、温度Ｔ１は、例えば３５０℃未満であってよく、好ましくは３４０℃以下、より好ましくは３３０℃以下である。温度Ｔ１がこの範囲であると、軽質ワックスの分解を抑制しつつ、軽質ワックスの脱硫を効率良く行うことができる。
　第一の水素化処理工程において、温度以外の反応条件は特に限定されず、所望の基油特性等に応じて適宜変更できる。反応条件としては、例えば、水素圧力を２～２０ＭＰａ、液空間速度（ＬＨＳＶ）を０．２～３ｈ－１、水素油比（水素／油比）を５００～８０００ｓｃｆｂ（８９～１４２５ｍ３／ｍ３）とすることができる。水素圧力及び水素油比を大きくすることで、コーキングを抑制することができ、また反応性が向上する傾向がある。また、水素圧力が大きすぎると反応器の耐圧性を高くする必要があり、水素油比が大きすぎると内容積の大きな反応器が必要となり、過大な設備投資が必要となる場合がある。液空間速度は、低いほど反応に有利な傾向にあるが、低すぎると過大な反応器が必要となる場合がある。なお、本願において特に記載が無ければ圧力は絶対圧で表す。
　水素化処理による分解率は、原料ワックス（第一の水素化処理工程では軽質ワックス）中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ１、及び、水素化処理生成物中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ２から、下記式で求めることができる。
　分解率（質量％）＝１００×（Ｗ１－Ｗ２）／Ｗ１
　第一の水素化処理工程における分解率は、好ましくは６．０質量％以下、より好ましくは３．０質量％以下である。第一の水素化処理工程では、例えば、分解率が上記範囲となるように、反応条件を適宜変更してよい。
　第一の水素化処理工程では、第一の処理油が得られる。第一の処理油における硫黄分は、例えば３０質量ｐｐｍ以下であってよく、好ましくは２０質量ｐｐｍ以下、より好ましくは１０質量ｐｐｍ以下である。第一の水素化処理工程では、例えば、硫黄分が上記範囲となるように、反応条件を適宜変更してよい。
　第一の水素化処理工程では、軽質ワックスの水素化分解により、ガス、ナフサ、灯軽油等の軽質留分が生じ得るが、第一の処理油は、これらの軽質留分を含んでいてもよく、水素化処理生成物からこれらの軽質留分を除去したものであってもよい。
　第一の処理油の１５℃における密度は、例えば０．８１ｇ／ｃｍ３以上であってよく、好ましくは０．８１５ｇ／ｃｍ３以上である。また、第一の処理油の１５℃における密度は、例えば０．８３５ｇ／ｃｍ３未満であってよく、好ましくは０．８３ｇ／ｃｍ３以下である。
　第一の処理油におけるノルマルパラフィンの含有量は、例えば５０質量％以上、好ましくは５５質量％以上、より好ましく６０質量％以上である。
（第二の水素化処理工程）
　第二の水素化処理工程は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に、重質ワックスを流通させ、水素化処理触媒と重質ワックスとを温度Ｔ２で接触させて、第二の処理油を得る工程である。
　水素化処理触媒と重質ワックスとは、水素の存在下に接触させてよい。すなわち、第二の水素化処理工程は、重質ワックス及び水素を第一の反応器に流通させる工程であってよい。
　重質ワックスは、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ以上のワックスである。重質ワックスの１００℃における動粘度は、７ｍｍ２／ｓ以上であってもよい。また、潤滑油基油として好適な留分が得られやすい観点から、重質ワックスの１００℃における動粘度は、１５ｍｍ２／ｓ以下が好ましく、１２ｍｍ２／ｓ以下がより好ましい。
　重質ワックスの１５℃における密度は、例えば０．８３５ｇ／ｃｍ３以上であってよく、好ましくは０．８４ｇ／ｃｍ３以上である。また、重質ワックスの１５℃における密度は、例えば０．８８ｇ／ｃｍ３以下であってよく、好ましくは０．８７ｇ／ｃｍ３以下である。
　重質ワックスにおける硫黄分は、例えば１００質量ｐｐｍ以上であってよく、５００質量ｐｐｍ以上であってもよく、１０００質量ｐｐｍ以上であってもよい。本実施形態では、温度Ｔ１より高い温度（温度Ｔ２）で重質ワックスを水素化処理触媒に接触させるため、硫黄分が１００質量ｐｐｍ以上であっても十分に脱硫することができる。また、重質ワックスにおける硫黄分は、例えば５０００質量ｐｐｍ以下であってよく、３０００質量ｐｐｍ以下であってもよく、２０００質量ｐｐｍ以下であってもよい。このような重質ワックスを用いることで、触媒活性が長期間維持されやすくなる傾向がある。なお、本明細書中、硫黄分は、ＪＩＳ　Ｋ　２５４１－６に記載の「原油及び石油製品－硫黄分試験方法－第６部：紫外蛍光法」に準拠して測定される値を示す。
　重質ワックスにおけるノルマルパラフィンの含有量は、例えば１５質量％以上、好ましくは２０質量％以上、より好ましくは２５質量％以上である。
　重質ワックスには、油分が含まれていてもよい。重質ワックスにおける油分は、例えば３０質量％以下であってよく、２０質量％以下であってもよい。本明細書中、油分は、ＪＩＳ　Ｋ　２２３５に記載の「石油ワックス」に準拠して測定される値を示す。
　重質ワックスは、例えば石油由来のワックスであってよく、ＦＴ反応によって合成される合成油由来のワックスであってよく、また溶剤脱ろうプロセスにより得られるワックスであってもよい。
　第二の水素化処理工程は、水素化処理触媒を含有する第一の反応器に重質ワックスを流通させ、水素化処理触媒と重質ワックスとを所定の反応条件下で接触させ、重質ワックスを水素化処理する工程ということができる。
　第二の水素化処理工程では、温度Ｔ２で水素化処理触媒と重質ワックスとを接触させる。温度Ｔ２は、上述の温度Ｔ１より高い温度である。温度Ｔ２は、例えば３５０℃以上であってよく、好ましくは３７０℃以上、より好ましくは３８０℃以上である。また、温度Ｔ２は、例えば４５０℃以下であってよく、好ましくは４３０℃以下、より好ましくは４２０℃以下である。温度Ｔ２がこの範囲であると、重質ワックスの水素化分解が効率良く進行し、潤滑油基油の製造に好適な処理油が得られやすくなる。
　第二の水素化処理工程において、温度以外の反応条件は特に限定されず、所望の基油特性等に応じて適宜変更できる。反応条件としては、例えば、水素圧力を２～２０ＭＰａ、液空間速度（ＬＨＳＶ）を０．２～３ｈ－１、水素油比（水素／油比）を５００～８０００ｓｃｆｂ（８９～１４２５ｍ３／ｍ３）とすることができる。水素圧力及び水素油比を大きくすることで、コーキングを抑制することができ、また反応性が向上する傾向がある。また、水素圧力が大きすぎると反応器の耐圧性を高くする必要があり、水素油比が大きすぎると内容積の大きな反応器が必要となり、過大な設備投資が必要となる場合がある。液空間速度は、低いほど反応に有利な傾向にあるが、低すぎると過大な反応器が必要となる場合がある。
　第二の水素化処理工程における温度以外の反応条件は、第一の水素化処理工程における温度以外の反応条件と略同一であってよく、異なっていてもよい。第一の水素化処理工程及び第二の水素化処理工程における温度以外の反応条件を一致させる場合、原料ワックス（軽質ワックス又は重質ワックス）及び温度（Ｔ１又はＴ２）を変更するだけで、第一の水素化処理工程と第二の水素化処理工程とを切り替えることができ、より効率的な運転が可能となる。なお、反応条件が略同一とは、例えば、水素圧力の差が１ＭＰａ以下、液空間速度の差が０．３ｈ－１以下、水素油比の差が５００ｓｃｆｂ以下である場合を示す。
　水素化処理による分解率は、原料ワックス（第二の水素化処理工程では重質ワックス）中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ１、及び、水素化処理生成物中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ２から、下記式で求めることができる。
　分解率（質量％）＝１００×（Ｗ１－Ｗ２）／Ｗ１
　第二の水素化処理工程における分解率は、好ましくは１５質量％以上、より好ましくは２０質量％以上である。また、第二の水素化処理工程における分解率は、好ましくは４０質量％以下、より好ましくは３０質量％以下である。第二の水素化処理工程では、例えば、分解率が上記範囲となるように、反応条件を適宜変更してよい。
　第二の水素化処理工程では、第二の処理油が得られる。第二の処理油における硫黄分は、例えば３０質量ｐｐｍ以下であってよく、好ましくは２０質量ｐｐｍ以下、より好ましくは１０質量ｐｐｍ以下である。第二の水素化処理工程では、例えば、硫黄分が上記範囲となるように、反応条件を適宜変更してよい。
　第二の水素化処理工程では、重質ワックスの水素化分解により、ガス、ナフサ、灯軽油等の軽質留分が生じ得るが、第二の処理油は、これらの軽質留分を含んでいてもよく、水素化処理生成物からこれらの軽質留分を除去したものであってもよい。
　第二の処理油の１５℃における密度は、例えば０．８２ｇ／ｃｍ３以上であってよく、好ましくは０．８２５ｇ／ｃｍ３以上である。また、第二の処理油の１５℃における密度は、例えば０．８６５ｇ／ｃｍ３未満であってよく、好ましくは０．８５５ｇ／ｃｍ３以下である。
　第二の処理油におけるノルマルパラフィンの含有量は、例えば１０質量％以上、好ましくは１５質量％以上、より好ましく２０質量％以上である。
　本実施形態において、第一の水素化処理工程及び第二の水素化処理工程を実施する順序は特に限定されず、第一の水素化処理工程を実施した後、第二の水素化処理工程を実施してよく、第二の水素化処理工程を実施した後、第一の水素化処理工程を実施してもよい。また、本実施形態では、第一の水素化処理工程と第二の水素化処理工程とを交互に複数回実施してもよい。
　本実施形態では、第一の水素化処理工程で得られた第一の処理油及び第二の水素化処理工程で得られた第二の処理油から、潤滑油基油が製造される。本実施形態において、第一の処理油及び第二の処理油は、それぞれ別個に後述の基油製造工程に供されてよく、混合物として後述の基油製造工程に供されてもよい。
（基油製造工程）
　基油製造工程は、第一の処理油及び第二の処理油からなる群より選択される少なくとも一種を含有する原料油から、潤滑油基油を得る工程である。
　基油製造工程では、使用する製造装置の形態、所望の潤滑油基油の特性等に応じて原料油を処理して、潤滑油基油を得ることができる。
　原料油は、第一の処理油及び第二の処理油以外の他の炭化水素油を更に含有していてもよい。また、原料油は、第一の処理油、第二の処理油、又は、第一の処理油と第二の処理油との混合物であってもよい。
　一態様において、基油製造工程は、原料油の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程（工程Ａ－１）を含んでいてよく、脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程（工程Ａ－２）と、水素化精製油の蒸留により潤滑油基油を得る工程（工程Ａ－３）とをさらに含んでいてもよい。以下、本態様に係る各工程について詳述する。
＜工程Ａ－１＞
　工程Ａ－１は、原料油の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程である。工程Ａ－１において、水素化異性化脱ろうは、例えば、水素の存在下、原料油を水素化異性化触媒に接触させることにより行うことができる。水素化異性化触媒としては、例えば、水素化異性化に一般的に使用される触媒、すなわち、無機担体に水素化活性を有する金属が担持された触媒等を用いることができる。
　水素化異性化触媒における水素化活性を有する金属としては、例えば、周期表第６族、第８族、第９族、及び第１０族の金属からなる群より選ばれる１種以上の金属が用いられる。これらの金属の具体的な例としては、白金、パラジウム、ロジウム、ルテニウム、イリジウム、オスミウム等の貴金属、あるいはコバルト、ニッケル、モリブデン、タングステン、鉄などが挙げられ、好ましくは、白金、パラジウム、ニッケル、コバルト、モリブデン、タングステンであり、更に好ましくは白金、パラジウムである。また、これらの金属は複数種を組み合わせて用いることも好ましく、その場合の好ましい組み合わせとしては、白金－パラジウム、コバルト－モリブデン、ニッケル－モリブデン、ニッケル－コバルト－モリブデン、ニッケル－タングステン等が挙げられる。
　水素化異性化触媒における無機担体としては、例えば、アルミナ、シリカ、チタニア、ジルコニア、ボリア等の金属酸化物が挙げられる。これら金属酸化物は１種であってもよいし、２種以上の混合物あるいはシリカアルミナ、シリカジルコニア、アルミナジルコニア、アルミナボリア等の複合金属酸化物であってもよい。上記無機担体は、ノルマルパラフィンの水素化異性化を効率的に進行させる観点から、シリカアルミナ、シリカジルコニア、アルミナジルコニア、アルミナボリア等の固体酸性を有する複合金属酸化物であることが好ましい。また、無機担体には少量のゼオライトを含んでもよい。さらに無機担体は、担体の成型性及び機械的強度の向上を目的として、バインダーが配合されていてもよい。好ましいバインダーとしては、アルミナ、シリカ、マグネシア等が挙げられる。
　水素化異性化触媒における水素化活性を有する金属の含有量は、当該金属が上記の貴金属である場合には、金属原子として、無機担体１００質量部に対して０．１～３質量部であることが好ましい。また、水素化異性化触媒における水素化活性を有する金属の含有量は、当該金属が上記の貴金属以外の金属である場合には、金属酸化物換算で、２～５０質量％であることが好ましい。このような含有量範囲であると、金属が良好に分散性し、高い触媒活性が得られる傾向がある。
　水素化異性化触媒は、アルミニウム、ケイ素、ジルコニウム、ホウ素、チタン、マグネシウム及びゼオライトから選ばれる少なくとも一種を含む多孔性無機酸化物で構成される担体に、周期表第６族、第８族、第９族、及び第１０族の金属の元素から選ばれる金属を１種以上担持してなる触媒であってもよい。
　多孔性無機酸化物としては、アルミナ、チタニア、ジルコニア、ボリア、シリカ、ゼオライト等が挙げられ、このうちチタニア、ジルコニア、ボリア、シリカ及びゼオライトのうち少なくとも１種類とアルミナとによって構成される無機酸化物が好ましい。
　多孔性無機酸化物の製造方法は特に限定されないが、各元素に対応した各種ゾル、塩化合物などの状態の原料を用いて任意の調製法を採用することができる。さらには一旦シリカアルミナ、シリカジルコニア、アルミナチタニア、シリカチタニア、アルミナボリアなどの複合水酸化物あるいは複合酸化物を調製した後に、アルミナゲルやその他水酸化物の状態あるいは適当な溶液の状態で調製工程の任意の工程で添加して調製してもよい。アルミナと他の酸化物との比率は担体に対して任意の割合を取り得る。アルミナの含有量は、多孔性無機酸化物の全量基準で、好ましくは９０質量％以下、より好ましくは６０質量％以下、さらに好ましくは４０質量％以下であり、好ましくは１０質量％以上、より好ましくは２０質量％以上である。
　ゼオライトは結晶性アルミノシリケートであり、フォージャサイト、ペンタシル、モルデナイト、ＴＯＮ、ＭＴＴ、＊ＭＲＥ、＊ＢＥＡなどが挙げられ、所定の水熱処理及び／又は酸処理によって超安定化したもの、あるいはゼオライト中のアルミナ含有量を調整したものを用いることができる。好ましくはフォージャサイト、モルデナイト、ベータ、特に好ましくはＹ型、ベータ型が用いられる。Ｙ型は超安定化したものが好ましく、水熱処理により超安定化したゼオライトは本来の２０Å以下のミクロ細孔と呼ばれる細孔構造に加え、２０Åを超え１００Å以下の範囲に新たな細孔が形成される。水熱処理条件は公知の条件を用いることができる。
　周期表第６族、第８族、第９族、及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属としては、Ｐｄ、Ｐｔ、Ｒｈ、Ｉｒ及びＮｉから選ばれる１種以上の金属を用いることが好ましく、２種以上を組み合わせて用いることがより好ましい。好適な組み合せとしては、例えば、Ｐｄ－Ｐｔ、Ｐｄ－Ｉｒ、Ｐｄ－Ｒｈ、Ｐｄ－Ｎｉ、Ｐｔ－Ｒｈ、Ｐｔ－Ｉｒ、Ｐｔ－Ｎｉ、Ｒｈ－Ｉｒ、Ｒｈ－Ｎｉ、Ｉｒ－Ｎｉ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｒｈ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｉｒ、Ｐｔ－Ｐｄ－Ｎｉなどが挙げられる。このうち、Ｐｄ－Ｐｔ、Ｐｄ－Ｎｉ、Ｐｔ－Ｎｉ、Ｐｄ－Ｉｒ、Ｐｔ－Ｒｈ、Ｐｔ－Ｉｒ、Ｒｈ－Ｉｒ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｒｈ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｎｉ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｉｒの組み合わせがより好ましく、Ｐｄ－Ｐｔ、Ｐｄ－Ｎｉ、Ｐｔ－Ｎｉ、Ｐｄ－Ｉｒ、Ｐｔ－Ｉｒ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｎｉ、Ｐｄ－Ｐｔ－Ｉｒの組み合わせがさらにより好ましい。
　周期表第６族、第８族、第９族、及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属の合計含有量は、水素化異性化触媒の全量基準で、金属原子として０．１～２質量％であることが好ましく、０．２～１．５質量％であることがより好ましく、０．２５～１．３質量％であることが更に好ましい。このような含有量範囲であると、金属が良好に分散性し、高い触媒活性が得られる傾向がある。
　水素化異性化触媒の製造に際して、担体に金属を担持させる方法は特に限定されず、公知の方法を用いることができる。通常は、金属の塩を溶解させた溶液を担体に含浸させる方法が好ましく採用される。また、平衡吸着法、Ｐｏｒｅ－ｆｉｌｌｉｎｇ法、Ｉｎｃｉｐｉｅｎｔ－ｗｅｔｎｅｓｓ法なども好ましく採用される。
　水素化異性化触媒としては、例えば、特開２０１７－４３６８８号公報に記載の触媒等を好適に用いることができる。
　次に、工程Ａ－１の反応条件について詳述する。
　工程Ａ－１において、水素化異性化脱ろうの反応温度は、２００～４５０℃が好ましく、２８０～４００℃がより好ましい。反応温度が上記範囲であると、原料油の分解を抑制しつつ、ノルマルパラフィンの異性化を十分に進行させることができる。
　水素化異性化脱ろうの反応圧力は、０．１～２０ＭＰａが好ましく、０．５～１０ＭＰａがより好ましい。反応圧力が上記範囲であると、コーク生成による触媒の劣化が抑制され、また、装置建設コストを抑えることもできる。
　水素化異性化脱ろうにおける原料油の触媒に対する液空間速度は、０．０１～１００ｈ－１が好ましく、０．１～５０ｈ－１がより好ましい。液空間速度が上記範囲であると、原料油の分解が抑制しつつ、ワックス成分を十分に低減・除去することができる。
　水素化異性化脱ろうにおける水素と原料油との供給比率（水素油比）は、１００～１５００Ｎｍ３／ｍ３が好ましく、２００～８００Ｎｍ３／ｍ３がより好ましい。水素油比が上記範囲であると、十分な触媒性能が得られやすくなり、また、設備建設コストを抑えることもできる。
　工程Ａ－１で得られる脱ろう油は、ノルマルパラフィン濃度が１０容量％以下であることが好ましく、１容量％以下であることがより好ましい。
　工程Ａ－１で得られた脱ろう油は、潤滑油基油原料として好適に用いることができる。本実施形態においては、例えば、工程Ａ－１で得られた脱ろう油を水素化精製して水素化精製油を得る工程（工程Ａ－２）と、水素化精製油を蒸留して潤滑油基油を得る工程（工程Ａ－３）とを経て、潤滑油基油を得ることができる。
＜工程Ａ－２＞
　工程Ａ－２は、工程Ａ－１で得られた脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程である。水素化精製によって、例えば、脱ろう油中のオレフィン及び芳香族化合物が水素化され、潤滑油基油の酸化安定性及び色相が改善される。さらに、脱ろう油中の硫黄化合物が水素化されることにより、硫黄分の低減も期待される。
　水素化精製は、水素の存在下、脱ろう油を水素化精製触媒に接触させることにより行うことができる。水素化精製触媒としては、例えば、アルミナ、シリカ、ジルコニア、チタニア、ボリア、マグネシア及びリンから選ばれる１種類以上の無機固体酸性物質を含んで構成される担体と、その担体上に担持された、白金、パラジウム、ニッケル－モリブデン、ニッケル－タングステン及びニッケル－コバルト－モリブデンからなる群より選ばれる１種以上の活性金属とを備えた触媒が挙げられる。
　水素化精製触媒における好適な担体としては、アルミナ、シリカ、ジルコニア、又はチタニアを少なくとも２種類以上含む無機固体酸性物質が挙げられる。担体に活性金属を担持する方法としては、含浸やイオン交換等の常法を採用できる。
　水素化精製触媒における活性金属の担持量は、担体１００質量部に対して０．１～２５質量部であることが好ましい。
　水素化精製触媒の平均細孔径は６～６０ｎｍであると好ましく、７～３０ｎｍであるとより好ましい。平均細孔径がこの範囲であると、活性金属の分散性が向上し、良好な触媒活性が得られやすくなる傾向がある。
　水素化精製触媒の細孔容積は０．２ｍＬ／ｇ以上であることが好ましい。細孔容積が０．２ｍＬ／ｇ以上であると、触媒の活性劣化が抑制される傾向にある。なお、水素化精製触媒の細孔容積は、例えば０．５ｍＬ／ｇ以下であってよい。また、水素化精製触媒の比表面積は２００ｍ２／ｇ以上であると好ましい。触媒の比表面積が２００ｍ２／ｇ以上であると、活性金属の分散性が向上し、触媒活性が向上する傾向にある。なお、水素化精製触媒の比表面積は、例えば４００ｍ２／ｇ以下であってよい。水素化精製触媒の比表面積、細孔容積、平均細孔径は窒素吸着法により求めることができる。比表面積はＢＥＴ法により求められ、細孔容積及び平均細孔径はＢＪＨ法により求められる。
　水素化精製の反応条件は、例えば反応温度２００～３００℃、水素分圧３～２０ＭＰａ、ＬＨＳＶ０．５～５ｈ－１、水素／油比１７０～８５０Ｎｍ３／ｍ３であると好ましく、反応温度２００℃～３００℃、水素分圧４～１８ＭＰａ、ＬＨＳＶ０．５～４ｈ－１、水素／油比３４０～８５０Ｎｍ３／ｍ３であるとより好ましい。
　水素化精製の反応条件は、例えば、水素化精製油における硫黄分及び窒素分がそれぞれ、５質量ｐｐｍ以下及び１質量ｐｐｍ以下となるように調整してもよい。なお、硫黄分は、ＪＩＳ　Ｋ２５４１－６に記載の「原油及び石油製品－硫黄分試験方法－第６部：紫外蛍光法」に基づき、窒素分は、ＪＩＳ　Ｋ２６０９「原油及び石油製品‐窒素分試験方法」に基づき測定される値である。
＜工程Ａ－３＞
　工程Ａ－３は、工程Ａ－２で得られた水素化精製油の蒸留により潤滑油基油を得る工程である。工程Ａ－３は、水素化精製油を複数の留分に分留して、少なくとも一種の潤滑油基油を得る工程ということもできる。
　工程Ａ－３における蒸留条件は、水素化精製油から潤滑油基油を分留できる条件であれば特に限定されない。例えば、工程Ａ－３は、水素化精製油から軽質留分を留去する常圧蒸留（又は加圧下での蒸留）と、該常圧蒸留のボトム油から潤滑油基油を分留する減圧蒸留とにより行われることが好ましい。
　工程Ａ－３では、例えば、複数のカットポイントを設定してボトム油を減圧蒸留することにより、複数の潤滑油留分を得ることができる。工程Ａ－３では、例えば、水素化精製油から、１０容量％留出温度が２８０℃以上、９０容量％留出温度が３９０℃以下である第１の潤滑油留分と、１０容量％留出温度が３９０℃以上、９０容量％留出温度が４９０℃以下である第２の潤滑油留分と、１０容量％留出温度が４９０℃以上、９０容量％留出温度が５３０℃以下である第３の潤滑油留分とをそれぞれ分留して回収することができる。
　第１の潤滑油留分は、ＡＴＦ（ａｕｔｏｍａｔｉｃ　ｔｒａｎｓｍｉｓｓｉｏｎ　ｆｌｕｉｄ）やショックアブソーバーに適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、１００℃における動粘度２．７ｍｍ２／ｓを目標値とすることが好ましい。第２の潤滑油留分は、ＡＰＩのグループＩＩＩ規格を満たすエンジン油基油に適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、１００℃における動粘度４．０ｍｍ２／ｓを目標値とし、１００℃における動粘度が３．５ｍｍ２／ｓ以上４．５ｍｍ２／ｓ以下、流動点が－１７．５℃以下の留分とすることが好ましい。第３の潤滑油留分は、ＡＰＩのグループＩＩＩ規格を満たすエンジン油基油であり、例えばディーゼルエンジン等に適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、４０℃における動粘度が３２ｍｍ２／ｓより高い値を目標とし、更に１００℃における動粘度が６．０ｍｍ２／ｓより高い値であることが好ましい。なお、本明細書中、４０℃または１００℃における動粘度および粘度指数は、ＪＩＳ　Ｋ２２８３「原油及び石油製品－動粘度試験方法及び粘度指数算出方法」に基づき求められる値である。
　なお、第１の潤滑油留分は７０Ｐａｌｅに相当する潤滑油基油として、第２の潤滑油留分はＳＡＥ－１０に相当する潤滑油基油として、第３の潤滑油留分はＳＡＥ－２０に相当する潤滑油基油として取得することができる。なお、ＳＡＥ粘度とは、Ｓｏｃｉｅｔｙ　ｏｆ　Ａｕｔｏｍｏｔｉｖｅ　Ｅｎｇｉｎｅｅｒｓが定めた規格を意味する。また、ＡＰＩ規格は、米国石油協会（ＡＰＩ（Ａｍｅｒｉｃａｎ　Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ　Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ））の潤滑油グレードの分類によるもので、グループＩＩ（粘度指数８０以上１２０未満、かつ、飽和分９０質量％以上、かつ、硫黄分含有量０．０３質量％以下）、グループＩＩＩ（粘度指数１２０以上、かつ、飽和分９０質量％以上、かつ、硫黄分含有量０．０３質量％以下）を意味する。これに加え、粘度指数１３０以上の潤滑油基油はグループＩＩＩ＋と呼ばれ、ＡＰＩ規格以上の高品質な製品として求められている。
　また、工程Ａ－２で得られた水素化精製油には、水素化異性化や水素化分解により副生したナフサや灯軽油などの軽質留分が含まれる。工程Ａ－３では、これらの軽質留分を、例えば９０容量％留出温度が２８０℃以下の留分として回収してもよい。
　以上、基油製造工程の一態様について説明したが、基油製造工程は上記態様に限定されるものではない。例えば、他の一態様において、基油製造工程は、原料油の蒸留により、基油留分を得る工程（工程Ｂ－１）と、基油留分の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程（工程Ｂ－２）とを含むものであってよく、脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程（工程Ｂ－３）と、水素化精製油の蒸留により潤滑油基油を得る工程（工程Ｂ－４）と、を更に含むものであってよい。以下、この態様に係る各工程について詳述する。
＜工程Ｂ－１＞
　工程Ｂ－１では、原料油から、基油留分を分留する。また、工程Ｂ－１では、場合により、ガス、ナフサ、灯軽油等の軽質留分も更に分留してよい。また、工程Ｂ－１では、基油留分より重質な重質留分を更に分留してよく、当該重質留分をボトム油として回収してもよい。
　基油留分は、後述する工程Ｂ－２（並びに、必要に応じて工程Ｂ－３及び工程Ｂ－４）を経て潤滑油基油を得るための留分であり、その沸点範囲は目的とする製品に応じて適宜変更してよい。
　基油留分は、１０容量％留出温度が２８０℃以上、９０容量％留出温度が５３０℃以下の留分であることが好ましい。基油留分を沸点範囲が上記範囲の留分とすることで、より効率的に有用な潤滑油基油を製造することができる。なお、本明細書中、１０容量％留出温度及び９０容量％留出温度は、ＪＩＳ　Ｋ２２５４「石油製品－蒸留試験方法－ガスクロマトグラフ法」に基づいて測定される値である。
　原料油は、場合により、基油留分以外に、基油留分より沸点が高い重質の留分（重質留分）、及び、基油留分より沸点が低い軽質の留分（軽質留分）を含んでいてよい。軽質留分は、９０容量％留出温度が基油留分の１０容量％留出温度より低い留分であり、例えば、２８０℃より低い９０容量％留出温度を有する留分である。重質留分は、１０容量％留出温度が基油留分の９０容量％留出温度より高い留分であり、例えば、５３０℃より高い１０容量％留出温度を有する留分である。
　工程Ｂ－１における蒸留条件は、原料油から基油留分を分留できる条件であれば特に限定されない。例えば、工程Ｂ－１は、減圧蒸留により原料油から基油留分を分留する工程であってよく、常圧蒸留（又は加圧下での蒸留）及び減圧蒸留を組み合わせて原料油から基油留分を分留する工程であってもよい。
　例えば、原料油が重質留分及び軽質留分を含む場合、工程Ｂ－１は、原料油から軽質留分を留去する常圧蒸留（又は加圧下での蒸留）と、該常圧蒸留のボトム油から基油留分及び重質留分をそれぞれ分留する減圧蒸留とにより行ってよい。
　工程Ｂ－１において、基油留分は単一の留分として分留されてもよく、所望の潤滑油基油に応じた複数の留分として分留されてもよい。このように分留された複数の潤滑油留分は、それぞれ独立に後段の工程Ｂ－２に供することができる。また、複数の基油留分の一部又は全部を混合して後段の工程Ｂ－２に供することもできる。
＜工程Ｂ－２＞
　工程Ｂ－２は、工程Ｂ－１で得られた基油留分を水素化異性化脱ろうして脱ろう油を得る工程である。工程Ｂ－２における水素化異性化脱ろうは、例えば、水素の存在下、基油留分を水素化異性化触媒に接触させることにより行うことができる。
　工程Ｂ－２の水素化異性化脱ろうにおける水素化異性化触媒及び反応条件としては、上記工程Ａ－１と同様の水素化異性化触媒及び反応条件が例示できる。
　工程Ｂ－２で得られる脱ろう油は、ノルマルパラフィン濃度が１０容量％以下であることが好ましく、１容量％以下であることがより好ましい。
　工程Ｂ－２で得られた脱ろう油は、潤滑油基油原料として好適に用いることができる。本実施形態においては、例えば、工程Ｂ－２で得られた脱ろう油を水素化精製して水素化精製油を得る工程（工程Ｂ－３）と、水素化精製油を蒸留して潤滑油基油を得る工程（工程Ｂ－４）とを経て、潤滑油基油を得ることができる。
＜工程Ｂ－３＞
　工程Ｂ－３は、工程Ｂ－２で得られた脱ろう油を水素化精製して、水素化精製油を得る工程である。水素化精製によって、例えば、脱ろう油中のオレフィン及び芳香族化合物が水素化され、潤滑油基油の酸化安定性及び色相が改善される。さらに、脱ろう油中の硫黄化合物が水素化されることにより、硫黄分の低減も期待される。
　工程Ｂ－３は、例えば、水素の存在下、脱ろう油を水素化精製触媒に接触させることにより行うことができる。工程Ｂ－３における水素化精製触媒及び水素化精製の反応条件としては、上記工程Ａ－２と同様の水素化精製触媒及び反応条件が例示できる。
　水素化精製の反応条件は、例えば、水素化精製油における硫黄分及び窒素分がそれぞれ、５質量ｐｐｍ以下及び１質量ｐｐｍ以下となるように調整してもよい。なお、硫黄分は、ＪＩＳ　Ｋ２５４１－６に記載の「原油及び石油製品－硫黄分試験方法－第６部：紫外蛍光法」に基づき、窒素分は、ＪＩＳ　Ｋ２６０９に記載の「原油及び石油製品－窒素分試験方法」に基づき測定される値である。
＜工程Ｂ－４＞
　工程Ｂ－４、工程Ｂ－３で得られた水素化精製油の蒸留により潤滑油基油を得る工程である。工程Ｂ－４は、水素化精製油を複数の留分に分留して、少なくとも一種の潤滑油基油を得る工程ということもできる。
　工程Ｂ－４における蒸留条件は、水素化精製油から潤滑油基油を分留できる条件であれば特に限定されない。例えば、工程Ｂ－４は、水素化精製油から軽質留分を留去する常圧蒸留（又は加圧下での蒸留）と、該常圧蒸留のボトム油から潤滑油基油を分留する減圧蒸留とにより行われることが好ましい。
　工程Ｂ－４では、例えば、複数のカットポイントを設定してボトム油を減圧蒸留することにより、複数の潤滑油留分を得ることができる。工程Ｂ－４では、例えば、水素化精製油から、１０容量％留出温度が２８０℃以上、９０容量％留出温度が３９０℃以下である第１の潤滑油留分と、１０容量％留出温度が３９０℃以上、９０容量％留出温度が４９０℃以下である第２の潤滑油留分と、１０容量％留出温度が４９０℃以上、９０容量％留出温度が５３０℃以下である第３の潤滑油留分とをそれぞれ分留して回収することができる。
　第１の潤滑油留分は、ＡＴＦやショックアブソーバーに適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、１００℃における動粘度２．７ｍｍ２／ｓを目標値とすることが好ましい。第２の潤滑油留分は、ＡＰＩのグループＩＩＩ規格を満たすエンジン油基油に適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、１００℃における動粘度４．０ｍｍ２／ｓを目標値とし、１００℃における動粘度が３．５ｍｍ２／ｓ以上４．５ｍｍ２／ｓ以下、流動点が－１７．５℃以下の留分とすることが好ましい。第３の潤滑油留分は、ＡＰＩのグループＩＩＩ規格を満たすエンジン油基油であり、例えばディーゼルエンジン等に適した潤滑油基油として取得することができ、この場合、４０℃における動粘度が３２ｍｍ２／ｓより高い値を目標とし、更に１００℃における動粘度が６．０ｍｍ２／ｓより高い値であることが好ましい。
　なお、第１の潤滑油留分は７０Ｐａｌｅに相当する潤滑油基油として、第２の潤滑油留分はＳＡＥ－１０に相当する潤滑油基油として、第３の潤滑油留分はＳＡＥ－２０に相当する潤滑油基油として取得することができる。なお、ＳＡＥ粘度とは、Ｓｏｃｉｅｔｙ　ｏｆ　Ａｕｔｏｍｏｔｉｖｅ　Ｅｎｇｉｎｅｅｒｓが定めた規格を意味する。また、ＡＰＩ規格は、米国石油協会（ＡＰＩ（Ａｍｅｒｉｃａｎ　Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ　Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ））の潤滑油グレードの分類によるもので、グループＩＩ（粘度指数８０以上１２０未満、かつ、飽和分９０質量％以上、かつ、硫黄分含有量０．０３質量％以下）、グループＩＩＩ（粘度指数１２０以上、かつ、飽和分９０質量％以上、かつ、硫黄分含有量０．０３質量％以下）を意味する。これに加え、粘度指数１３０以上の潤滑油基油はグループＩＩＩ＋と呼ばれ、ＡＰＩ規格以上の高品質な製品として求められている。
　また、工程Ｂ－３で得られた水素化精製油には、水素化異性化等により副生したナフサや灯軽油などの軽質留分が含まれていてよい。工程Ｂ－４では、これらの軽質留分を、例えば９０容量％留出温度が２８０℃以下の留分として回収してもよい。
（その他の工程）
　本実施形態に係る製造方法は、上述した第一の水素化処理工程、第二の水素化処理工程及び基油製造工程以外の他の工程をさらに備えるものであってよい。
　例えば、本実施形態に係る製造方法は、石油系原料から軽質ワックスを得る工程（例えば溶剤抽出工程、水素化工程、脱ろう工程）、石油系原料から重質ワックスを得る工程（例えば溶剤脱れき工程、溶剤抽出工程、水素化工程、脱ろう工程）等を更に備えていてよい。
　次いで、図面を参照して、本発明の一実施形態について説明する。図１は、一実施形態に係る潤滑油基油の製造方法を実施するための、潤滑油基油製造装置の一例を示すフロー図である。
　図１に示される潤滑油基油製造装置１００は、流路Ｌ１から導入された軽質ワックス又は重質ワックスを水素化処理する第一の反応器１０と、第一の反応器から流路Ｌ２を通じて供給される水素化処理生成物を高圧分離（加圧下で軽質留分を留去）する第一のセパレーター２０と、第一のセパレーター２０から流路Ｌ３を通じて供給されるボトム油（第一の処理油又は第二の処理油）を水素化異性化脱ろうする第二の反応器３０と、第二の反応器３０から流路Ｌ７を通じて供給される脱ろう油を水素化精製する第三の反応器４０と、第三の反応器４０から流路Ｌ８を通じて供給される水素化精製油を分留する第二のセパレーター５０と、第二のセパレーター５０から流路Ｌ９を通じて供給されるボトム油を減圧蒸留する減圧蒸留塔５１と、を備えて構成されている。
　第一の反応器１０、第二の反応器３０及び第三の反応器４０には、流路Ｌ４０を通じて水素ガスが供給される。
　潤滑油基油製造装置１００には、流路Ｌ４０から分岐して流路Ｌ１に接続する流路Ｌ３１が設けられており、流路Ｌ３１から供給される水素ガスは、流路Ｌ１内で軽質ワックス又は重質ワックスと混合されて第一の反応器１０に導入される。また、第一の反応器１０には流路Ｌ４０から分岐したＬ３２が接続されており、流路Ｌ３２からの水素ガスの供給により第一の反応器１０内の水素圧及び触媒層温度が調整される。
　潤滑油基油製造装置１００にはまた、流路Ｌ４０から分岐して流路Ｌ３に接続する流路Ｌ３３が設けられており、流路Ｌ３３から供給される水素ガスは、流路Ｌ３内で第一の処理油又は第二の処理油と混合されて第二の反応器３０に導入される。また、第二の反応器３０には流路Ｌ４０から分岐した流路Ｌ３４が接続されており、流路Ｌ３４からの水素ガスの供給により第二の反応器３０内の水素圧及び触媒層温度が調整される。
　潤滑油基油製造装置１００にはさらに、流路Ｌ４０から分岐して流路Ｌ７に接続する流路Ｌ３５が設けられており、流路Ｌ３５から供給される水素ガスは、流路Ｌ７内で脱ろう油と混合されて第三の反応器４０に導入される。また、第三の反応器４０には流路Ｌ４０から分岐した流路Ｌ３６が接続されており、流路Ｌ３６からの水素ガスの供給により第三の反応器４０内の水素圧及び触媒層温度が調整される。
　なお、第二の反応器３０からは、流路Ｌ７により、脱ろう油とともに第二の反応器３０を通過した水素ガスが取り出される。そのため、流路Ｌ３５から供給する水素ガスの量は、第二の反応器３０から取り出された水素ガスの量に応じて適宜調整することができる。
　第一のセパレーター２０には軽質留分及び水素ガスを系外へと取り出すための流路Ｌ４が接続されている。流路Ｌ４から取り出された軽質留分及び水素ガスを含む混合ガスは、第一の気液分離器６０に供給され、軽質留分と水素ガスとに分離される。第一の気液分離器６０には、軽質留分を取り出すための流路Ｌ２１及び水素ガスを取り出すための流路Ｌ２２が接続されている。
　第二のセパレーター５０には軽質留分及び水素ガスを系外へと取り出すための流路Ｌ１０が接続されている。流路Ｌ１０から取り出された軽質留分及び水素ガスを含む混合ガスは、第二の気液分離器７０に供給され、軽質留分と水素ガスとに分離される。第二の気液分離器７０には、軽質留分を取り出すための流路Ｌ２３及び水素ガスを取り出すための流路Ｌ２４が接続されている。
　第一の気液分離器６０及び第二の気液分離器７０から取り出された水素ガスは、流路Ｌ２２及び流路Ｌ２４を通じて酸性ガス吸収塔８０に供給される。第一の気液分離器６０及び第二の気液分離器７０から取り出された水素ガスには、硫黄分の水素化物である硫化水素等が含まれており、酸性ガス吸収塔８０では、この硫化水素等を除去する。酸性ガス吸収塔８０で硫化水素等を除去された水素ガスは、流路Ｌ４０に供給され、各反応器に再度導入される。
　減圧蒸留塔５１には、所望の潤滑油基油に応じて分留された潤滑油留分を系外へと取り出すための流路Ｌ１１、Ｌ１２及びＬ１３が設けられている。
　潤滑油基油製造装置１００において、第一の水素化処理工程は、流路Ｌ１から供給された軽質ワックスを第一の反応器１０で水素化処理することにより実施することができる。また、第二の水素化処理工程は、流路Ｌ１から供給された重質ワックスを第一の反応器１０で水素化処理することにより実施することができる。第一の反応器１０では、流路Ｌ３１及び流路Ｌ３２より供給された水素（分子状水素）の存在下、軽質ワックス又は重質ワックスを水素化処理触媒に接触させて水素化処理を行うことができる。
　第一の反応器１０の形式は特に限定されず、例えば水素化処理触媒が充填された固定床流通式反応器が好適に用いられる。なお、潤滑油基油製造装置１００において、水素化処理のための反応器は第一の反応器１０のみであるが、本実施形態において、潤滑油基油製造装置は、水素化処理のための複数の反応器が直列又は並列に配置されたものであってもよい。また、反応器内の触媒床は単一であっても複数であってもよい。
　潤滑油基油製造装置１００において、第一の反応器から取り出した反応物は、第一のセパレーター２０で高圧分離された後、第二の反応器に供される。
　第一のセパレーター２０では、流路Ｌ２から供給された水素化処理生成物を高圧分離（加圧下で分留）することにより、軽質留分を流路Ｌ４から取り出し、ボトム油（第一の処理油又は第二の処理油）を流路Ｌ３から取り出すことができる。また、流路Ｌ２からは、水素化処理生成物とともに第一の反応器１０を通過した水素ガスが第一のセパレーター２０に流通される。第一のセパレーター２０では、軽質留分とともに当該水素ガスを流路Ｌ４から取り出すことができる。
　潤滑油基油製造装置１００は、流路Ｌ３の途中にタンクと送液ポンプとを更に備えていてもよい。この場合、例えば、第一の水素化処理工程で製造された第一の処理油を当該タンクに保持しておき、次いで、第二の水素化処理工程で製造された第二の処理油を当該タンクに供給することで、第一の処理油及び第二の処理油を混合した状態で、第二の反応器３０に供給することができる。また、逆に、第二の水素化処理工程で製造された第二の処理油を当該タンクに保持しておき、次いで、第一の水素化処理工程で製造された第一の処理油を当該タンクに供給することで、第二の処理油及び第一の処理油を混合した状態で、第二の反応器３０に供給することもできる。
　潤滑油基油製造装置１００においては、基油製造工程を、工程Ａ－１、工程Ａ－２及び工程Ａ－３を含むものとして実施することができる。
　潤滑油基油製造装置１００において、工程Ａ－１は、第二の反応器３０において実施される。第二の反応器３０では、流路Ｌ３３及び流路Ｌ３４より供給された水素（分子状水素）の存在下、流路Ｌ３より供給された原料油（第一の処理油又は第二の処理油）を水素化異性化触媒に接触させる。これにより、原料油が水素化異性化により脱ろうされる。
　第二の反応器３０の形式は特に限定されず、例えば水素化異性化触媒が充填された固定床流通式反応器が好適に用いられる。なお、潤滑油基油製造装置１００において、水素化異性化脱ろうのための反応器は第二の反応器３０のみであるが、本実施形態において、潤滑油基油製造装置は、水素化異性化脱ろうのための複数の反応器が直列又は並列に配置されたものであってもよい。また、反応器内の触媒床は単一であっても複数であってもよい。
　第二の反応器３０を経て得られた脱ろう油は、第二の反応器３０を通過した水素ガスとともに流路Ｌ７を通じて第三の反応器４０に供給される。
　潤滑油基油製造装置１００において、工程Ａ－２は、第三の反応器４０において実施される。第三の反応器４０では、流路Ｌ７、流路Ｌ３５及び流路Ｌ３６より供給された水素（分子状水素）の存在下、流路Ｌ７より供給された脱ろう油を水素化精製触媒に接触させることにより、脱ろう油が水素化精製される。
　第三の反応器４０の形式は特に限定されず、例えば水素化精製触媒が充填された固定床流通式反応器が好適に用いられる。なお、潤滑油基油製造装置１００において、水素化精製のための反応器は第三の反応器４０のみであるが、本実施形態において、潤滑油基油製造装置は、水素化精製のための複数の反応器が直列又は並列に配置されたものであってもよい。また、反応器内の触媒床は単一であっても複数であってもよい。
　第三の反応器４０を経て得られた水素化精製油は、第三の反応器４０を通過した水素ガスとともに流路Ｌ８を通じて第二のセパレーター５０に供給される。
　潤滑油基油製造装置１００において、工程Ａ－３は、第二のセパレーター５０及び減圧蒸留塔５１により実施することができる。
　第二のセパレーター５０では、流路Ｌ８を通じて供給された水素化精製油を高圧分離（加圧下で分留）することにより、潤滑油基油として有用な留分より軽質の留分（例えば、ナフサ及び燃料油留分）を流路Ｌ１０から取り出し、ボトム油を流路Ｌ９から取り出すことができる。また、流路Ｌ８からは、水素化精製油とともに第三の反応器４０を通過した水素ガスが流通されるが、第二のセパレーター５０では、軽質留分とともに当該水素ガスを流路Ｌ１０から取り出すことができる。
　減圧蒸留塔５１では、流路Ｌ９から供給されたボトム油を減圧蒸留することにより、潤滑油留分を流路Ｌ１１、流路Ｌ１２及び流路Ｌ１３から取り出すことができ、各流路から取り出された潤滑油留分は、それぞれ潤滑油基油として好適に用いることができる。また、減圧蒸留塔５１では、潤滑油留分より軽質な留分を流路Ｌ１０’から抜き出し、流路Ｌ１０に合流させてもよい。
　なお、潤滑油基油製造装置１００では、工程Ａ－３は第二のセパレーター５０及び減圧蒸留塔５１によって行われるが、工程Ａ－３は、例えば３つ以上の蒸留塔によって実施することもできる。また、減圧蒸留塔５１では潤滑油留分として３つの留分を分留して取り出しているが、本実施形態に係る製造方法では、潤滑油留分として単一の留分を取り出してもよく、潤滑油留分として２つの留分又は４つ以上の留分を分留して取り出すこともできる。
　潤滑油基油製造装置１００では、第一の反応器１０において、軽質ワックス又は重質ワックスが水素化処理される。このとき、軽質ワックス又は重質ワックスに含まれる硫黄分が水素化され、硫化水素が生じる場合がある。すなわち、第一の反応器１０を通過した水素ガスは硫化水素を含む場合がある。
　第一の反応器１０を通過して硫化水素を含んだ水素ガスをそのまま流路Ｌ４０に戻してリサイクルすると、第二の反応器３０に硫化水素を含む水素ガスが供給されて第二の反応器３０の触媒活性が低下する場合がある。そこで、潤滑油基油製造装置１００では、第一の反応器１０を通過した水素ガスは、流路Ｌ２、第一のセパレーター２０、流路Ｌ４、第一の気液分離器６０及び流路Ｌ２２を経て酸性ガス吸収塔８０に供給され、当該酸性ガス吸収塔８０で硫化水素を除去した後、流路Ｌ４０に戻される。
　また、潤滑油基油製造装置１００において、第二の反応器３０及び第三の反応器４０を通過した水素ガスも、基油留分にわずかに含まれる硫黄分から生じた硫化水素を含む場合があるため、流路Ｌ２４を通じて酸性ガス吸収塔８０に供給された後、流路Ｌ４０に戻される。
　潤滑油基油製造装置１００では、上述のように酸性ガス吸収塔８０を介して水素ガスを循環させているが、本実施形態では、必ずしも水素ガスを循環させる必要はなく、各反応器にそれぞれ独立に水素ガスを供給してもよい。
　また、潤滑油基油製造装置１００は、酸性ガス吸収塔８０の前段又は後段に、窒素分の水素化により生じるアンモニア等を除去するための、排水処理設備を備えていてもよい。アンモニアは、ストリッピングスチーム等に混ざって排水処理設備で処理され、サルファーリカバリーにて硫黄とともにＮＯｘとなり、その後脱硝反応で窒素に戻される。
　以上、潤滑油基油製造装置の一例について説明したが、本実施形態に係る潤滑油基油の製造方法を実施するための潤滑油基油製造装置は、上記のものに限定されるものではない。
　例えば、潤滑油基油製造装置は、第一のセパレーター２０と第二の反応器３０との間に、流路Ｌ３を通じて第一のセパレーター２０から供給されるボトム油を減圧蒸留する減圧蒸留塔をさらに備えていてよい。このような潤滑油基油製造装置では、減圧蒸留塔で分留された基油留分が、第二の反応器３０に供給される。
　このような潤滑油基油製造装置によれば、基油製造工程を、工程Ｂ－１、工程Ｂ－２、工程Ｂ－３及び工程Ｂ－４を含むものとして実施することができる。
　以上、本発明の好適な実施形態について説明したが、本発明は上記実施形態に限定されるものではない。
　以下、実施例により本発明をより具体的に説明するが、本発明は実施例に限定されるものではない。なお、以下では、第一の水素化処理工程又は第二の水素化処理工程に該当する水素化処理を実施した場合を実施例とし、第一の水素化処理工程及び第二の水素化処理工程のいずれにも該当しない水素化処理を実施した場合を比較例とした。
（製造例１：水素化処理触媒（ａ－１）の調製）
　シリカジルコニア４０質量％とアルミナ６０質量％の混合物に希硝酸を加えて粘土状に混練を行って捏和物を調製した。この捏和物を押出成型、乾燥、焼成して担体を調製した。この担体に含浸法でニッケル酸化物４質量％、モリブデン酸化物２３質量％、リン酸化物３質量％を担持して、水素化分解触媒（ａ－１）を得た。
（製造例２：水素化処理触媒（ａ－２）の調製）
　シリカジルコニア７０質量％とアルミナ３０質量％の混合物に希硝酸を加えて粘土状に混練を行って捏和物を調製した。この捏和物を押出成型、乾燥、焼成して担体を調製した。この担体に含浸法でニッケル酸化物１１質量％、タングステン酸化物２０質量％を担持して、水素化分解触媒（ａ－２）を得た。
（製造例３：水素化処理触媒（ｘ－１）の調製）
　シリカチタニア８質量％とアルミナ９２質量％の混合物に希硝酸を加えて粘土状に混練を行って捏和物を調製した。この捏和物を押出成型、乾燥、焼成して担体を調製した。この担体に含浸法でニッケル酸化物３質量％、モリブデン酸化物２２質量％、リン酸化物３質量％を担持して、水素化分解触媒（ｘ－１）を得た。
　製造例１～３の水素化処理触媒について、担体の酸点をアンモニア－昇温脱離法により測定したところ、表１に示す結果となった。なお、測定装置は、マイクロトラックベル社製のＢＥＬＣＡＴを用いた。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000001
（実施例１－１）
　軽質ワックスとして、下記表２に示す性状の軽質ワックスを準備した。水素化処理触媒（ａ－１）を充填した反応器に軽質ワックスを流通させ、下記表３に示す条件で水素化処理を行った。水素化処理生成物について、下記に示す方法で分解率及び硫黄分を求めたところ、表３に示す結果となった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000002
　分解率は、原料ワックス中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ１、及び、水素化処理生成物中の沸点が３６０℃以上の炭化水素の含有量Ｗ２から下記式で求めた。
　分解率（質量％）＝１００×（Ｗ１－Ｗ２）／Ｗ１
　硫黄分は、ＪＩＳ　Ｋ　２５４１－６に記載の「原油及び石油製品－硫黄分試験方法－第６部：紫外蛍光法」に準拠して測定した。
（実施例１－２～１－４）
　水素化処理の条件を表３に示す条件に変更したこと以外は、実施例１－１と同様にして、水素化処理を行い、水素化処理生成物を評価した。結果を表３に示す。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000003
（実施例２－１）
　重質ワックスとして、下記表４に示す性状の重質ワックスを準備した。水素化処理触媒（ａ－１）を充填した反応器に重質ワックスを流通させ、下記表５に示す条件で水素化処理を行った。水素化処理生成物について分解率及び硫黄分を求めたところ、表５に示す結果となった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000004
（実施例２－２～２－８）
　水素化処理の条件を表５又は表６に示す条件に変更したこと以外は、実施例２－１と同様にして、水素化処理を行い、水素化処理生成物を評価した。結果を表５又は表６に示す。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000005
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000006
（実施例３）
　軽質ワックスとして、表２に示す性状の軽質ワックスを準備した。水素化処理触媒（ａ－２）を充填した反応器に軽質ワックスを流通させ、下記表７に示す条件で水素化処理を行った。水素化処理生成物について分解率及び硫黄分を求めたところ、表７に示す結果となった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000007
（比較例１）
　重質ワックスとして、表４に示す性状の重質ワックスを準備した。水素化処理触媒（ｘ－１）を充填した反応器に重質ワックスを流通させ、下記表８に示す条件で水素化処理を行った。水素化処理生成物について分解率及び硫黄分を求めたところ、表８に示す結果となった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000008
　実施例に示すとおり、本発明によれば、軽質ワックスに対しては分解を十分に抑制しつつ脱硫を行うことができ、重質ワックスに対しては水素化分解による軽質化を行うことができた。この結果から、本発明に係る製造方法によって、軽質ワックス及び重質ワックスの両方から効率良く潤滑油基油を製造することが明らかとなった。
　水素化処理触媒（ｘ－１）を用いた比較例１では、同条件の実施例２－７と比較して水素化分解の効率が低下した。
　１０…第一の反応器、２０…第一のセパレーター、３０…第二の反応器、４０…第三の反応器、５０…第二のセパレーター、５１…減圧蒸留塔、６０…第一の気液分離器、７０…第二の気液分離器、８０…酸性ガス吸収塔、Ｌ１，Ｌ２，Ｌ３，Ｌ４，Ｌ７，Ｌ８，Ｌ９，Ｌ１０，Ｌ１０’，Ｌ１１，Ｌ１２，Ｌ１３，Ｌ２１，Ｌ２２，Ｌ２３，Ｌ２４，Ｌ３１，Ｌ３２，Ｌ３３，Ｌ３４，Ｌ３５，Ｌ３６，Ｌ４０…流路、１００…潤滑油基油製造装置。

Claims (7)

  1. 　水素化処理触媒を含有する第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ未満の軽質ワックスを流通させ、前記水素化処理触媒と前記軽質ワックスとを温度Ｔ１で接触させて、第一の処理油を得る第一の水素化処理工程と、
    　前記第一の反応器に、１００℃における動粘度が６ｍｍ２／ｓ以上の重質ワックスを流通させて、前記水素化処理触媒と前記重質ワックスとを温度Ｔ２で接触させて、第二の処理油を得る第二の水素化処理工程と、
    　前記第一の処理油及び前記第二の処理油からなる群より選択される少なくとも一種を含有する原料油から、潤滑油基油を得る基油製造工程と、
    を備え、
    　前記水素化処理触媒が、アンモニア－昇温脱離法により測定される全酸点の量Ａ１が０．５ｍｍｏｌ／ｇ以上である無機酸化物担体に、周期表第６族、第８族、第９族及び第１０族の元素から選ばれる１種以上の金属を担持した触媒であり、
    　前記温度Ｔ２が前記温度Ｔ１より高い温度である、潤滑油基油の製造方法。
  2. 　前記無機酸化物担体において、アンモニア－昇温脱離法により測定される酸点のうち３００℃以上の温度範囲で測定される酸点の量Ａ２が、０．２ｍｍｏｌ／ｇ以下である、請求項１に記載の潤滑油基油の製造方法。
  3. 　前記軽質ワックスにおける硫黄分が、１０質量ｐｐｍ以上１５００質量ｐｐｍ未満であり、
    　前記重質ワックスにおける硫黄分が、１００質量ｐｐｍ以上５０００質量ｐｐｍ以下である、請求項１又は２に記載の潤滑油基油の製造方法。
  4. 　前記軽質ワックスの１５℃における密度が、０．７６ｇ／ｃｍ３以上０．８３５ｇ／ｃｍ３未満であり、
    　前記重質ワックスの１５℃における密度が、０．８３５ｇ／ｃｍ３以上０．８８ｇ／ｃｍ３以下である、請求項１～３のいずれか一項に記載の潤滑油基油の製造方法。
  5. 　前記温度Ｔ１が、２５０℃以上３５０℃未満であり、
    　前記温度Ｔ２が、３５０℃以上４５０℃以下である、請求項１～４のいずれか一項に記載の潤滑油基油の製造方法。
  6. 　前記基油製造工程が、
    　　前記原料油の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程と、
    　　前記脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程と、
    　　前記水素化精製油の蒸留により前記潤滑油基油を得る工程と、
    を含む、請求項１～５のいずれか一項に記載の潤滑油基油の製造方法。
  7. 　前記基油製造工程が、
    　　前記原料油の蒸留により、基油留分を得る工程と、
    　　前記基油留分の水素化異性化脱ろうにより脱ろう油を得る工程と、
    　　前記脱ろう油の水素化精製により水素化精製油を得る工程と、
    　　前記水素化精製油の蒸留により前記潤滑油基油を得る工程と、
    を含む、請求項１～５のいずれか一項に記載の潤滑油基油の製造方法。
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