CN103627430A

CN103627430A - 一种直接生产低凝点润滑油基础油的加氢方法

Info

Publication number: CN103627430A
Application number: CN201210302071.8A
Authority: CN
Inventors: 陈元君; 董建伟; 胡志海; 董松涛; 赵阳; 赵广乐; 王子文; 蒋东红; 聂红
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2012-08-23
Filing date: 2012-08-23
Publication date: 2014-03-12
Anticipated expiration: 2032-08-23
Also published as: CN103627430B

Abstract

一种直接生产低凝点润滑油基础油的加氢方法，原料油与氢气混合后依次进入加氢精制反应器和加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂接触进行反应，加氢裂化反应器的反应流出物经高压汽提塔脱除H₂S后进入后精制反应器，与贵金属后加氢精制催化剂接触进行反应，后精制反应器的反应温度比加氢裂化反应器的反应温度低50～200℃，后精制反应器流出物经分离和分馏后，得到富氢气体、石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分。采用本发明提供的方法，通过一种工艺过程可直接得到低凝点、高粘度指数、氧化安定性好的润滑油基础油，同时，可以联产低凝点的优质柴油及石脑油、航煤等轻质产品。

Description

一种直接生产低凝点润滑油基础油的加氢方法

技术领域

本发明属于一种在存在氢的情况下获得低沸点馏分烃油的加氢裂化方法，更具体地说，是用于直接增产低凝点柴油和润滑油基础油的加氢裂化方法。

背景技术

随着原油质量的逐年变差和世界范围内环保要求的日趋严格，作为原油二次加工、重油轻质化的主要手段之一的加氢裂化工艺，由于原料适用性强，生产方案灵活，液体产品收率高，产品质量好，在含硫和高硫原油深度加工生产清洁燃料过程中发挥着越来越重要的作用，其应用范围也日益广泛。

近年来，环保法规对润滑油基础油的性能提出了越来越高的要求，现有加氢裂化技术得到的尾油通常具有较高的粘度指数，但凝点较高、氧化安定性较差，需要后续降凝工艺及补充精制工艺过程后才能获得合格的润滑油基础油，降凝工艺可以采用溶剂脱蜡或异构脱蜡，补充精制可以采用溶剂精制或者加氢补充精制。

CN1183493C公开了一种多产低凝点柴油和制乙烯原料的加氢裂化方法。该方法采用Y分子筛和β分子筛两种加氢裂化催化剂的分级装填方案，可以进一步提高中间馏分油收率，大幅度降低柴油产品的凝点，同时得到BMCI值较低的尾油，但该方法中尾油是作为蒸汽裂解制乙烯的原料，其凝点较高，用于生产润滑油基础油时需进一步降凝处理。

CN1107710C公开了一种中间馏分油的加氢裂化催化剂及其制备方法，所述催化剂的特点是含有一种高效合成的改性β分子筛作为酸性裂解组分，可以进一步提高中间馏分的选择性，适合多产喷气燃料和清洁柴油，同时β分子筛的裂解特性有助于多产低凝点柴油。但并未提及润滑油基础油的生产。

发明内容

本发明的目的在现有技术基础上提供一种直接生产低凝点柴油和润滑油基础油的加氢裂化方法，以克服现有技术中，加氢裂化尾油需要后续单独的降凝工艺和补充精制工艺过程才能得到合格的润滑油基础油的问题。

本发明提供的方法包括：（1）原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触进行反应，

（2）加氢精制反应器的反应流出物进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂接触进行反应，

（3）加氢裂化反应器的反应流出物经高压汽提塔脱除H₂S后进入后精制反应器，与后加氢精制催化剂接触进行反应，所述后加氢精制催化剂为含有贵金属的负载型催化剂，后精制反应器的反应温度比加氢裂化反应器的反应温度低50～200℃，

（4）后精制反应器流出物经分离和分馏后，得到富氢气体、石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分。

本发明所述原料油的馏程范围为300-650℃。优选来自为来自蒸馏装置的直馏减压瓦斯油（VGO）和/或来自焦化装置的焦化蜡油（CGO），硫含量不大于50000μg/g，最好不大于40000μg/g，氮含量不大于5000μg/g最好不大于3000μg/g。

所述产品中柴油馏分与尾油馏分的切割点为350～390℃。

新鲜原料油在氢气存在的条件下进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触进行加氢脱硫、加氢脱氮、少量芳烃饱和等反应，加氢精制反应器的反应条件为：反应温度300～450℃，反应压力3.0～20.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.1～5.0h^-1。

加氢精制反应器的反应流出物直接进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应，加氢裂化反应器的反应条件为：反应温度为300～450℃，反应压力3.0～25.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.5～8.0h^-1。

加氢裂化反应器的反应流出物经高压汽提塔脱除H₂S，所述的高压气提塔采用氢气气提，高压气提塔的操作条件为5.0～15.0MPa。高压气提塔所得的气相物流进入循环氢压缩机，高压气提塔所得的液相物流与新鲜氢混合后进入后精制反应器。

在后精制反应器中，脱除H₂S的加氢裂化反应器的反应产物与贵金属后加氢精制催化剂接触进行后精制反应，以提高尾油的氧化安定性。后精制反应器的反应条件为：反应温度为120～300℃，反应压力为3.0～25.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.3～8.0h^-1。该反应器在较低的反应温度下操作，有利少量不饱和烃的深度饱和。

所述的加氢精制催化剂是负载在无定形氧化铝或/和硅铝上的VIB族非贵金属或VIII族非贵金属或其组合的负载型催化剂。优选的加氢精制催化剂以γ-Al₂O₃为载体，催化剂活性组分是元素周期表中VIB族和VIII族金属组分的Mo、W、Co、Ni中一种或几种。

所述的贵金属后加氢精制催化剂为负载型催化剂，载体为耐热无机氧化物，负载加氢活性组分，所述加氢活性组分含量，以氧化物计，为0.01～15重%，选自至少一种铂、钯贵金属或者其与由钼、镍、钒、钴、钨组成的组中的一种或几种金属的混合物。优选的加氢活性组分是镍-铂、镍-钯、镍-铂-钯、铂-钯中的一种组合。

当所述加氢活性金属组分选自第VIII族的镍、铂和/或钯金属组分时，以金属计并以催化剂为基准，所述第VIII族金属的含量优选为0.1～7重量%，进一步优选为0.1～5重量%。所述加氢活性金属组分中含有铂和钯时，其中Pd/（Pt+Pd）的重量比为0.3～1.0，优选0.5～0.8。

所述的载体可选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化镁、氧化硅-氧化铝、氧化铝-氧化镁、氧化硅-氧化镁、氧化硅-氧化锆、氧化硅-氧化钍、氧化硅-氧化铍、氧化硅-氧化钛、氧化硅-氧化锆、氧化钛-氧化锆、氧化硅-氧化铝-氧化钍、氧化硅-氧化铝-氧化钛、氧化硅-氧化铝-氧化镁、氧化硅-氧化铝-氧化锆、天然沸石、粘土中的一种或几种。优选其中的氧化铝和/或氧化硅-氧化铝。

所述的贵金属后加氢精制催化剂还可以含有可选择的助剂组分，为硼、氟、氯和磷中的一种或多种，以催化剂为基准，助剂组分的含量为0.1%～5.0重量%。

所述加氢裂化催化剂含有复合载体以及负载在该复合载体上的第VIB族金属和第VIII族金属，以氧化物计，以该催化剂的总量为基准，所述第VIB族金属的含量为15～35重量％，所述第VIII族金属的含量为2～8重量％，所述复合载体的含量为57～86重量％，其中复合载体由分子筛和无定形复合氧化物组成。

优选所述复合载体中分子筛为β分子筛，所述无定形复合氧化物为氧化硅、氧化铝、氧化钛、氧化锆单独或它们的任意组合。更优选所述复合载体由氧化铝、氧化硅-氧化铝和β分子筛组成，以复合载体为基准，氧化铝25～80重量%，氧化硅-氧化铝15～70重量%，β分子筛0.5～15重量%。

所述加氢裂化催化剂的复合载体的最可几孔径为3～20nm，载体的孔径集中度为15～42，所述最可几孔径是采用BET法测定的，所述孔径集中度是指采用BET法测定的dV/dr随孔径变化的分布曲线中，峰的高度与该峰的半高宽的比值，dV/dr表示比孔容积对孔径的微分。优选所述加氢裂化催化剂的复合载体的最可几孔径为5～15nm，载体的孔径集中度为18～40。

本发明中，术语“最可几孔径”是指：在采用BET法测量样品的孔结构时，获得的比孔容积对孔径的微分(即，dV/dr)随孔径的分布曲线中，dV/dr的最大值所对应的孔径。采用BET法来测定多孔物质的孔结构，以获得比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线的方法是本领域技术人员所公知的，例如可以依照《石油化工分析方法》(科学出版社，1990年第一版，杨翠定等编)中记载的RIPP 151-90中规定的方法测定。

本发明中，术语“孔径集中度”是指：在采用BET法测量样品的孔结构时，获得的比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线中，峰高与该峰的半高宽的比值。峰高与该峰的半高宽的比值越大，表明多孔载体的孔径集中程度越高。

根据本发明，在所述dV/dr随孔径变化的分布曲线中存在多个峰时，每个峰的峰高与该峰的半高宽的比值均应满足上述要求。

图1为本发明实施例1制备的多孔载体的比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线示意图。图1中，横坐标是多孔载体的孔径，采用对数坐标，单位为

纵坐标是比孔容积对孔径的微分。图1中，M表示峰高(即，最大的dV/dr)，N表示半高宽(即，所述分布曲线上，纵坐标为M的两个点之间的距离)。在计算孔径集中度时，半高宽和峰高均采用长度的单位。

本发明所述加氢裂化催化剂的复合载体是通过以下方法制备的：将无定形复合氧化物的前身物、β型分子筛、胶溶剂和水混合，以提供原料；将所述原料送入挤出机中，并在挤出机中经混捏后挤出，以得到成型体；将所述成型体进行焙烧，以得到所述复合载体，其中，所述成型体在所述挤出机的出口处的温度为40～150℃。

现有技术中在用挤出机将原料挤出，以得到成型体的过程中，一般将所述挤出机的冷却条件控制为使挤出的成型体的温度为室温左右(低于40℃)。但是本发明控制使成型体在所述挤出机的出口处的温度为40～150℃，能够使得由该成型体制备的载体的最可几孔径和孔径集中度满足前文所述的要求。优选地，所述成型体在所述挤出机的出口处的温度为60～98℃。

本发明对于所述无定形复合氧化物的前身物的种类没有特别限定。一般地，所述前身物可以为：所述无定形复合氧化物的水合氧化物、含有无定形复合氧化物的前身物的凝胶、以及含有无定形复合氧化物的前身物的溶胶。本发明中，术语“水合氧化物”是指氧化物的水合物。

例如，在所述无定形复合氧化物为氧化铝时，所述前身物的实例可以包括但不限于：水合氧化铝（例如：氢氧化铝、拟薄水铝石）、含有水合氧化铝的凝胶、以及含有水合氧化铝的溶胶。

所述无定形复合氧化物的前身物的平均颗粒直径为40～100nm时，制备的载体具有更高的孔径集中度。从进一步提高制备的载体的孔径集中度的角度出发，所述无定形复合氧化物的前身物的平均颗粒直径优选为40～80nm，更优选为40～60nm。

本发明中，所述平均颗粒直径是采用XRD方法，由式I所示的谢乐公式计算得到的，

D = \frac{0.89 λ}{β_{HKL} \cos θ} - - - (I)

式I中，D为平均颗粒直径；

λ为X射线的波长；

βHKL为衍射线半高峰强度处因晶粒度细化引起的宽化度，其中，βHKL=B-B0；

B为实测的半高峰宽；

B0为仪器的宽化度；

θ为入射角。

无定形复合氧化物前身物中含有相对结晶度为80%以上的拟薄水铝石。本发明所述无定形复合氧化物前身物中优选含有在焙烧条件下能够形成氧化铝的拟薄水铝石。尽管采用各种拟薄水铝石均可形成氧化铝，但是采用相对结晶度为80%以上的拟薄水铝石能够在确保最终的载体具有大的孔径和孔容的条件下，进一步提高获得的载体的孔径集中度。所述拟薄水铝石的相对结晶度优选为90%以上，进一步优选为90～110%。

本发明中，所述相对结晶度，是采用《石油化工分析方法》（科学出版社，1990年第一版，杨翠定等编）中记载的RIPP 139-90中规定的方法测定的，其中，所使用的标样为编号为S87-16B的试样，该标样的绝对结晶度为98.0%，可以由中国石油化工总公司石油化工科学研究院商购得到。

所述加氢裂化催化剂的活性金属组分为钼、钨、镍、钴或其组合。

所述加氢裂化催化剂中还含有磷、氟、硼、碱金属或碱土金属，或其组合。

本发明所述加氢裂化催化剂的制备方法中包括：将具有催化作用的加氢活性成分负载在复合载体上，可以为含有加氢活性组分的化合物的水溶液与所述复合载体接触，干燥并焙烧。

本发明对所述浸渍的温度没有特别限定，可以是浸渍液所能达到的各种温度。对浸渍的时间没有特别限定，例如，浸渍的温度可以为5-150℃，浸渍时间可以为0.5-12小时。

所述干燥的温度可以为100-300℃，优选为105-250℃；干燥的时间可以为1-24小时，优选为2-12小时。

焙烧的温度可以为350-600℃，优选为400-550℃；焙烧的时间可以为1-10小时，优选为2-8小时。

本发明所述的加氢裂化催化剂具有适中的孔道结构，其中可几孔较大，有利于分子尺寸较大的重质馏分的扩散，也有利于中间馏分油选择性的提高；此外，由于决定石油产品凝点的主要因素是产品中链烷烃（尤其是直链烷烃）的含量，因此本发明根据重质石油烃类加氢裂化的反应特点，使得加氢裂化催化剂具有合适的酸性组分的种类和数目，酸性组分与加氢组分的良好匹配状态，以及载体适宜的孔径及分布，从而有效地提高链烷烃反应的选择性，实现大分子芳烃的脱烷基反应，能够最大限度的减少尾油中的链烷烃含量、增加环烷烃及异构烷烃含量。

采用本发明提供的方法，通过一种工艺过程可直接得到低凝点、高粘度指数、氧化安定性好的润滑油基础油，而节省了常规润滑油基础油生产过程所需的降凝工艺过程和补充精制工艺过程，大大节约了装置投资和操作费用。同时，采用本方法，可以联产低凝点的优质柴油及石脑油、航煤等轻质产品。

附图说明

图1为本发明实施例1制备的复合载体的比孔容积对孔径的微分随孔径的分布曲线示意图。

图2为本发明所提供直接生产润滑油基础油的加氢方法的流程示意图。

具体实施方式

下面通过附图对本发明提供的方法予以进一步地说明，但并不因此而限制本发明。

由图2所示，来自管线11的原料油与来自管线12、新氢压缩机1的新氢混合后经管线13进入加热炉2，经加热后的混合物经管线14进入加氢精制反应器3，在加氢精制催化剂的作用下发生脱硫、脱氮以及少量芳烃饱和反应，反应后物流经管线18直接进入加氢裂化反应器4，在加氢裂化催化剂的作用下，进行裂化、大分子芳烃的脱烷基等反应。加氢裂化反应器的反应流出物经管线19和管线20进入高压气提塔5，来自新氢压缩机1、管线15、管线16的新氢作为气提介质，气提后得到的气相物流经管线21送至循环氢压缩机8，气提后的液相物流与来自新氢压缩机1、管线15、管线17的新氢混合后，经管线22进入后精制反应器6，在贵金属后加氢精制催化剂的作用下，进行后精制反应。

后精制反应器6的反应流出物经管线23进入高压分离器7进行气液分离，高压分离器顶部的富氢气体经管线24进入循环氢压缩机8，经循环氢压缩机增压后经管线27返回加氢精制反应器和加氢裂化反应器。高压分离器底部排出酸性水经管线26排出，高压分离器6下部液相物流经管线25进入低压分离器9，在此进行进一步的气液分离，分离得到的气体经管线28排出，分离得到的酸性水经管线30排出，低压分离器9下部的液体经管线29进入分馏塔10进行分馏。分馏塔10塔顶分出轻烃及石脑油馏分经管线31抽出，煤油馏分经管线32抽出，柴油馏分经管线33抽出，塔底的尾油馏分经管线34抽出。

下面的实施例将对本发明提供的方法，予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例和对比例中所用的原料油为一种VGO，其主要性质如表1所示。

实施例中加氢精制催化剂的商品牌号为RN-32V，后加氢精制催化剂的商品牌号为RLF-10^L，由中国石化催化剂分公司长岭催化剂厂生产销售。对比例中所用加氢精制催化剂的商品牌号为RN-32V，所用加氢裂化催化剂的商品牌号RHC-3，由中国石化催化剂分公司长岭催化剂厂生产销售。

实施例1中加氢裂化催化剂A的制备过程如下：

取C粉（取自长岭催化剂厂，为一种拟薄水铝石，相对结晶度93.1％，晶粒大小53微米）90.2g，硅铝粉（取自长岭催化剂厂，氧化硅含量41.3重量%）98.1g，beta80（取自长岭催化剂厂，氧化硅/氧化铝37.6，氧化钠0.011重量%）5.6g，将几种粉合并，混合均匀，得到干粉。将浓硝酸（分析纯）5.25mL加至去离子水145.5mL中，得到酸液。将酸液和干粉混合，并搅拌均匀，得到用于挤出的原料混合物，所述去离子水的温度使得得到的原料混合物的温度为65℃。将得到的温度为65℃的混合物送入挤条机中，将混合物挤成外接圆直径为1.6mm的三叶形条，挤出物在挤出机的出口处的温度为88℃。将挤出物在135℃下烘干2.5小时，然后，在空气气氛下，580℃条件下焙烧4小时，降温后得到复合载体A1。该复合载体的最可几孔径为7.8nm、孔径集中度为16.6。采用BET法或者压汞法测量担体的孔结构，获得比孔容积对孔径的微分(dV/dr)随孔径的分布曲线。

按照催化剂中氧化钨含量为27%、氧化镍含量为2.5%配置硝酸镍(分析纯,北京益利化学试剂厂)和偏钨酸铵(工业品,来自长岭催化剂厂)混合浸渍溶液，孔饱和法浸渍完毕后，于130℃下烘干2小时，尔后于410℃下焙烧1.5小时，得到加氢裂化催化剂A。

实施例2中加氢裂化催化剂B的制备过程如下：

取CL粉91.5g，硅铝粉SIRAL 20粉（商购自sasol公司，干基含量为74.5%，为氧化铝的水合物和氧化硅的水合物的混合物，以氧化物计，氧化硅含量为20重量%，氧化铝含量为80重量%，平均颗粒直径为53nm）46.7g，Beta分子筛（硅铝比为60）1.2g，加田菁粉4g干混均匀，以得到干粉。将3.5mL的浓硝酸加入盛放有95mL去离子水的烧杯中，混合均匀，以得到酸液。将酸液和干粉混合，并搅拌均匀，得到用于挤出的原料混合物。将得到的混合物送入挤条机中，挤成外接圆直径为1.4毫米的蝶形条，所述挤出机的出口处的挤出物温度为64℃。将挤出物在120℃下干燥5小时。然后，在空气气氛下，在560℃的温度下，焙烧3小时，冷却至室温后得到的复合载体B1。该复合载体的最可几孔径为9.1nm、孔径集中度为28.1，抗破碎强度为24.5N/mm。

将偏钨酸铵（商购自长岭催化剂厂）和硝酸镍（商购自北京益利化学试剂厂）溶解于水中，配制成浸渍液，用该浸渍液按照孔饱和法浸渍复合载体B1，并将浸渍后的载体在120℃下于空气气氛中干燥2小时，然后在350℃下于空气气氛中焙烧5小时，从而制得加氢裂化催化剂B；以该催化剂的总量为基准，以氧化物计，WO₃和NiO含量分别为27.0重量%和2.6重量%。

实施例1

原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触进行反应，加氢精制反应器的反应流出物进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应，加氢裂化反应器的反应流出物经高压汽提塔脱除H₂S后进入后精制反应器，与后加氢精制催化剂接触进行反应后精制反应，后精制反应器流出物经分离和分馏后，得到富氢气体、石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分。具体反应条件为：氢分压13.0MPa（反应器入口总压14.0MPa），加氢精制反应器反应温度380℃、体积空速分别1.3h^-1，加氢裂化反应器反应温度382℃、体积空速1.5h^-1，后精制反应器反应温度220℃，体积空速1.5h^-1，高压气提塔压力13.5MPa，后精制反应器的反应温度比加氢裂化反应器的反应温度低162℃。

所得结果如表2所示，以液体产品100%计，产品石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、尾油馏分收率分别为23.48%、14.11%、32.41%和30.00%。其中，尾油馏分的粘度指数为105、凝点为-16℃、旋转氧弹大于300min，其性质符合Ⅱ类+润滑油基础油的指标要求；而且柴油馏分硫含量仅为小于5μg/g，其凝点为-30℃，为优质的清洁低凝柴油。

实施例2

原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触进行反应，加氢精制反应器的反应流出物进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应，加氢裂化反应器的反应流出物经高压汽提塔脱除H₂S后进入后精制反应器，与后加氢精制催化剂接触进行反应后精制反应，后精制反应器流出物经分离和分馏后，得到富氢气体、石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分。具体反应条件为：氢分压14.5MPa（反应器入口总压15.5MPa），加氢精制反应器反应温度375℃、体积空速分别1.3h^-1，加氢裂化反应器反应温度392℃、体积空速1.6h^-1，后精制反应器反应温度220℃，体积空速1.3h^-1，高压气提塔压力15.0MPa，后精制反应器的反应温度比加氢裂化反应器的反应温度低172℃。

所得结果如表2所示，以液体产品100%计，产品石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、尾油馏分收率分别为36.75%、19.64%、28.61%和15.00%。其中，尾油馏分的粘度指数为103、凝点为-38℃、旋转氧弹大于300min，其性质符合Ⅱ类+润滑油基础油的指标要求；而且柴油馏分硫含量仅为小于5μg/g，其凝点为-49℃，为优质的清洁低凝柴油。

对比例

采用常规加氢裂化工艺，原料油与氢气混合后依次进入加氢精制反应器和加氢裂化反应器，加氢裂化反应器的反应流出物经分离和分馏后得到富氢气体、石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。加氢精制反应器装填加氢精制催化剂RN-32V，加氢裂化反应器装填加氢裂化催化剂RHC-3，反应条件为：氢分压13.0MPa，加氢精制反应器平均温度373℃，体积空速为1.1h^-1、加氢裂化反应器平均温度380℃，体积空速为1.7h^-1。

所得结果如表4所示，以液体产品100%计，产品石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分收率分别为30.76%、14.64%、30.48%和24.12%。采用对比例的常规加氢裂化方法，得到的加氢裂化尾油虽然具有较高的粘度指数，但凝点较高（32℃），氧化安定性差，需要进一步降凝、补充精制才能满足润滑油基础油的要求。

表1 原料油性质

原料油编号	A
		密度（20℃）/(g/cm³)	0.9008
S含量/%	0.92
		N含量/（μg/g）	1600
凝点/℃	38
		折光率/n_D ⁷⁰	1.4812
馏程(D-1160)/℃
		初馏点	246
10%	379
		50%	439
90%	505
		终馏点	522

表2

产品	石脑油	煤油	柴油	尾油
					馏程范围/℃	<175	175-230	230-370	>370
液体产品质量收率/%	23.48	14.11	32.41	30.00
					密度(20℃)/(g/cm³)	0.7128	0.7822	0.8356	0.8589
总硫/(μg/g)	<1	<5	<5	<5
					总氮/(μg/g)	<0.5	<0.5	<0.5	<0.5
烟点/mm	/	>25	/	/
					十六烷值	/	/	>65	/
凝点/(℃)	/	/	-30	-16
					粘度指数	/	/	/	105
旋转氧弹/min				>300

表3

产品	石脑油	煤油	柴油	尾油
					馏程范围/℃	<175	175-230	230-370	>370
液体产品质量收率/%	36.75	19.64	28.61	15.00
					密度(20℃)/(g/cm³)	0.7113	0.7812	0.8327	0.8612
总硫/(μg/g)	<1	<5	<5	<5
					总氮/(μg/g)	<0.5	<0.5	<0.5	<0.5
烟点/mm	/	>25	/	/
					十六烷值	/	/	>65	/
凝点/(℃)	/	/	-49	-38
					粘度指数	/	/	/	103
旋转氧弹/min				>300

表4

产品	石脑油	煤油	柴油	尾油
					馏程范围/℃	<175	175-230	230-370	>370
液体产品质量收率/%	30.76	14.64	30.48	24.12
					密度(20℃)/(g/cm³)	0.7116	0.7860	0.8266	0.8366
总硫/(μg/g)	<1	<10	<10	<10
					总氮/(μg/g)	<0.5	<1	<1	<1
芳烃潜含量/%	>45	/	/	/
					烟点/mm	/	>25	/	/
十六烷值	/	/	>65	/
					凝点/(℃)	/	/	-10	32
粘度指数	/	/	/	125
					旋转氧弹/min	/	/	/	<200

Claims

1.一种直接生产低凝点润滑油基础油的加氢方法，

（1）原料油与氢气混合后进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触进行反应，

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述原料油的馏程范围为300～650℃。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述原料油为直馏减压瓦斯油和/或焦化蜡油，硫含量不大于50000μg/g，氮含量不大于5000μg/g。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢精制反应器的反应条件为：反应温度300～450℃，反应压力3.0～20.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.1～5.0h^-1；

加氢裂化反应器的反应条件为：反应温度为300～450℃，反应压力3.0～25.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.5～8.0h^-1；

后精制反应器的反应条件为：反应温度为120～300℃，反应压力为3.0～25.0MPa，氢油体积比300～2000，体积空速为0.3～8.0h^-1；

高压气提塔的操作条件为3.0～20.0MPa。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢精制催化剂是负载在无定形氧化铝或/和硅铝上的VIB族非贵金属或VIII族非贵金属或其组合的负载型催化剂。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述后加氢精制催化剂的载体为耐热无机氧化物，负载加氢活性组分，所述加氢活性组分含量，以氧化物计，为0.01～15重%，选自至少一种铂、钯贵金属或者其与由钼、镍、钒、钴、钨组成的组中的一种或几种金属的混合物。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，所述加氢活性金属组分选自第VIII族的镍、铂和/或钯金属组分，以金属计并以催化剂为基准，所述第VIII族金属的含量为0.1～7重量%。

8.按照权利要求7或6所述的方法，其特征在于，所述加氢活性金属组分中含有铂和钯，其中Pd/（Pt+Pd）的重量比为0.3～1.0。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化催化剂含有复合载体以及负载在该复合载体上的第VIB族金属和第VIII族金属，以氧化物计，以该催化剂的总量为基准，所述第VIB族金属的含量为15～35重量％，所述第VIII族金属的含量为2～8重量％，所述复合载体的含量为57～86重量%，其中复合载体由分子筛和无定形复合氧化物组成。

10.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述复合载体中分子筛为β分子筛，所述无定形复合氧化物为氧化硅、氧化铝、氧化钛、氧化锆单独或它们的任意组合。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，所述复合载体由氧化铝、氧化硅-氧化铝和β分子筛组成，以复合载体为基准，氧化铝25～80重量%，氧化硅-氧化铝15～70重量%，β分子筛0.5～15重量%。

12.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化催化剂的复合载体的最可几孔径为3～20nm，载体的孔径集中度为15～42，所述最可几孔径是采用BET法测定的，所述孔径集中度是指采用BET法测定的dV/dr随孔径变化的分布曲线中，峰的高度与该峰的半高宽的比值，dV/dr表示比孔容积对孔径的微分。

13.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化催化剂的复合载体的最可几孔径为5～15nm，载体的孔径集中度为18～40。

14.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述无定形复合氧化物的平均颗粒直径为40～100nm。

15.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述无定形复合氧化物中含有相对结晶度为80%以上的拟薄水铝石。

16.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化催化剂中还含有磷、氟、硼、碱金属或碱土金属，或其组合。