专利摘要

本发明提供一种重质油加工的组合工艺，该组合工艺至少包括：重质油原料溶剂脱沥青处理和脱油沥青相与分散剂混合后进入热裂化反应器进行热裂化处理的过程，脱沥青油与热裂化反应产物中分离出的热裂化油混合即得到改质油；且热裂化反应产物中分离出的溶剂和重蜡油分别返回溶剂脱沥青过程循环使用和作为混合进料脱除沥青质。本发明的实施解决了重质油的输运和溶剂脱沥青过程中高软化点沥青与溶剂难分离的问题，且使重质油中可萃取的油分不需经热反应，利于保证产品的稳定性和提高改质油收率，使API度有较大提高，其残炭值、C7沥青质和金属含量显著降低，沥青质脱除率高于96％，金属镍加钒脱除率达80-90％，利于生产品质明显改善的加氢改质油。

说明书

技术领域

本发明涉及一种对重质油实施深度加工的组合工艺，尤其涉及对重质原油、超重原油及油砂沥青进行预分馏、重馏分脱沥青和热裂化过程以及固定床加氢处理，生产高品质改质油的组合工艺，属于重油加工领域。

背景技术

重质油是指API度低于20(20℃密度高于0.932g/cm³)的石油，一般包括重质原油、油砂沥青和渣油。由于重质原油和油砂沥青密度高、黏度高，且凝固点高，环境温度或更高温度下即失去流动性，不能像常规原油一样输运和加工利用，特别是API度低于10的超重油和油砂沥青，需要经轻质化成为合成油后再输送到炼油厂加工。所以，重质油的轻质化加工技术的研究开发，一直是业内广受关注的课题。

世界上主要油砂沥青出产国加拿大和超重油生产国委内瑞拉都是将开采得到的重质油，采用焦化、热裂化和沸腾床加氢等主改质工艺进行轻质化，其中以延迟焦化和流化焦化过程为主，但焦化过程会产生大量的高硫焦，产物中气体产率高，液体产物收率低，且产物氢含量相对较低，品质较差；沸腾床加氢过程产品质量好，但催化剂消耗大、氢耗高，操作成本高，受限于对尾油品质要求，其转化率不能太高。

重质油加工中另一个重要技术是对油品的二次改质，通过对重质油组分实施热反应处理，得到重质油的改质产品(改质油)，例如重油加氢、焦化产物的加氢、对重馏分产物的部分热裂化等，通过二次改质利于解决热反应产物的安定性问题和脱除原料油中的硫化物等杂质，得到API度提高、且更清洁的合成油。这种改质油或合成油不仅具有良好的流动性，利于输运到炼油厂，而且处理后的改质油中的杂质、沥青质和残炭前躯体被显著脱除，使油的品质得到改进，也更利于后续的炼油加工。

影响重质油性质的关键重质组分是沥青，所以，脱沥青过程也是重油轻质化的重要步骤，重质油脱除沥青后的脱沥青油可以作为进一步轻质化的原料，主要生产润滑油基础油或作为催化裂化和催化加氢等后续油品加工的原料，而脱除的沥青则可以作为道路沥青、建筑沥青或燃料。在重油加工中是采用溶剂脱沥青方法从重质油中获得性质良好的脱沥青油，但是沥青的高软化点、高粘度以及加热易生焦的特点，对于萃取溶剂的选择和萃取工艺的确定有很大的制约，存在的问题首先是提高脱沥青油收率与导致高软化点沥青与溶剂难以分离的难题，其次是这种硬沥青的高粘度及加热易生焦导致的输送难题。这些技术问题的制约也导致目前在溶剂脱沥青过程中，脱沥青油过程收率低，大量的沥青需要处理。

对重质油加工的不同工艺都有其各自的特点和缺陷，为了更好加工重质油，也有不同匹配设计的组合工艺被公开和使用，其目的都在于通过二个以上的处理工艺组合，更有效地对重质油实施必要的加工改质，提高其API度，提供相应的改质油(也称合成油)。这些组合工艺中，溶剂脱沥青获取脱沥青油和脱油沥青，是各组合工艺中必需的过程，如溶剂脱沥青与延迟焦化的组合工艺，溶剂脱沥青与加氢工艺的组合等，各种组合工艺虽然在具体操作参数或条件上可能有不同，但都是将沥青中的溶剂回收后，将沥青作为延迟焦化或加氢的进料。例如欧洲专利EP1268713(A1)公开一种重油原料改质过程，采用溶剂脱沥青，得到脱沥青油和脱油沥青分别进行悬浮床加氢，从加氢产物中分离改质油和未转化的沥青，沸点高于1025F的沥青可作为焦化原料和POX造气原料；美国专利USP 6,673,234中公开了浅度溶剂脱沥青与延迟焦化的组合，渣油经溶剂脱沥青后，脱沥青油进入延迟焦化，可延长焦化周期并生产针焦；中国发明专利CN100366709C也公开了一种重油加工组合工艺，针对现有技术所面临的重油直接采用加氢处理，虽然产品质量好，液收率高，但操作条件要求苛刻及催化剂寿命短的问题，提出采用重油与催化裂化澄清油混合进行溶剂脱沥青，得到脱沥青油和脱油沥青，将脱油沥青与重油混合进行焦化，脱沥青油则单独或与重油(例如减压渣油、催化裂化回炼油等)混合后在重油加氢装置中进行加氢处理，达到降低重油加氢装置的进料油粘度，延长重油加氢装置的操作周期的目的，同时改善下游的催化裂原料的品质。但是目前已经使用或公开的重油轻质化加工技术中，无论是哪种组合工艺，对于脱油沥青中的溶剂分离都是必需的，即，脱油沥青都是在必需先分离溶剂后再与进入后续组合工序，因此都没有解决溶剂脱沥青过程高软化点沥青与溶剂分离及高软化点沥青输送这两个难题；另一方面，目前的重油加工技术，为了降低脱油沥青与溶剂分离的难度，一定程度上只能以牺牲脱沥青油收率为代价，那么必然加大了脱油沥青的量，沥青中油分含量较高，实际上也增加了沥青热反应后的生焦量，即，难以降低焦炭和气体产率；再一方面，为降低高软化点沥青与溶剂的分离难度和高软化点沥青的输运难度，脱油沥青中的油分残留较大，在热裂化处理中，部分油分的分子发生了缩合反应，必然导致热反应中焦炭量增加，影响了液收率，也影响了改质产品的稳定性。

在重油深度加工过程中，如何最大化地提高液体和油收率并提高油的质量，为下游的加工工序提供品质提高的原料油，尤其是通过设计合理的生产系统，在实际生产中具有显著的意义。

发明内容

本发明所解决的主要技术问题在于提供一种重质油加工的组合工艺，通过对重质油实施必要的预分馏，并组合溶剂脱沥青过程和沥青热裂化过程，将脱沥青用的萃取溶剂和沥青热裂化反应中分离的重蜡油分别返回到溶剂脱沥青工序，形成一个双向组合工艺，克服了现有技术中脱油沥青与溶剂难分离的缺陷，而且使重质油中可萃取的油分不再经过热反应处理，利于保证改制产品的稳定性，也增加了液收率和改质油收率。

本发明还提供了一种来自重油加工的改质油产品，是按照本发明组合工艺方法对重质油实施加工，将各处理过程的油分混合而得到，其中的金属、沥青质等杂质以及生焦前躯体被最大可能地分离，且物理分离油分含氢量高，产品稳定性好。

为达到上述目的，本发明首先提供一种重质油加工的组合工艺，该组合工艺至少包括以下过程：

将基本上不含＜350℃常压馏分的重质油作为进料与萃取溶剂在萃取塔中进行溶剂脱沥青处理，收取脱沥青油和含萃取溶剂的脱油沥青相；

所述含萃取溶剂的脱油沥青相与分散溶剂混合后进入热裂化反应器进行热裂化处理，得到热裂化反应产物和焦炭，将热裂化反应产物引出，分离出溶剂、热裂化油和450℃+的重蜡油；

将热裂化反应产物中分离出的溶剂返回溶剂脱沥青过程供循环使用，450℃+的重蜡油返回溶剂脱沥青工序作为混合进料；

将脱沥青油与热裂化反应产物中分离出的热裂化油混合，得到改质油。

本发明所针对的重质原料油主要是指API度小于20(20℃密度高于0.932g/cm³)的重质原油(包括超重油)或油砂沥青，不受限于其生产方式，均可作为本组合工艺的原料。所述组合工艺至少包括了对原料油的溶剂脱沥青处理与脱油沥青相的热裂化处理工序，且通过萃取溶剂和热裂化重油的循环使用和处理实现双向组合。

根据本发明的组合工艺，为了最大化地生产改质油和提高改质油的品质，从而提高改质油中直馏组分的比例，该组合工艺还可以包括原料油的蒸馏分离工序，当原料油所包含馏分的沸程较宽，可以先进行预分馏分离直馏馏分油，然后再通过溶剂萃取脱沥青和含溶剂的脱油沥青的热裂化，最大限度地分离出油分，该工艺使重油中可萃取的油分不经过热反应，在大幅度脱除非理想成分的同时，也提高了改质产品的稳定性。

具体地，本发明的组合工艺还可包括：对含＜350℃常压馏分的重质油，先进行预分馏切割馏分，收取蒸馏馏分油，将塔底产物作为进料进入溶剂脱沥青过程，预分馏的切割点为350-565℃，得到的蒸馏馏分油与脱沥青油和热裂化油混合成为改质油，或者作为待加工轻油原料单独供后续工序处理。所述预分馏切割馏分可以包括常压蒸馏过程或常减压蒸馏过程，根据原料油的性质和产品需要，可控制切割点得到一组或多组馏分油。

根据本发明的组合工艺，对于各工序生成的蒸馏油、脱沥青油和热裂化重蜡油可以按照需要的比例进行混合调配，实现对改质油质量的灵活调整，作为下游生产的加工原料，尤其是，所述改质油进一步经固定床加氢处理，可以得到加氢改质油。

根据本发明组合工艺的具体实施方式，所述溶剂脱沥青处理中可以采用两次萃取，即，先使第一萃取溶剂(也称主溶剂)与进料混合进入萃取塔，分离出脱沥青油和沥青相，从萃取塔底部加入第二萃取溶剂(也称副溶剂)对沥青相进一步萃取分出脱沥青油，脱沥青油从塔顶排出，得到的含萃取溶剂的脱油沥青相从塔底排出，与分散溶剂混合后进行热裂化处理；所述第一萃取溶剂、第二萃取溶剂和分散溶剂选自C3-C6烷烃或其混合馏分，三部分溶剂与萃取塔进料的总质量流量比(总质量溶剂比)为3-8∶1，其中溶剂分配为第一萃取溶剂∶第二萃取溶剂∶分散溶剂＝(0.75-0.93)∶(0-0.15)∶(0.02-0.10)。由于副溶剂的使用为选择性的，当采用副溶剂萃取时，所述三部分溶剂分配可以为第一萃取溶剂∶第二萃取溶剂∶分散溶剂＝(0.75-0.93)∶(0.05-0.15)∶(0.02-0.10)。

溶剂脱沥青处理中，萃取条件可以根据重质油原料和萃取溶剂的性质来确定，作为一个具体实施方式，萃取塔温度可以控制在80-250℃之间，萃取压力可以控制在3.5MPa-10MPa。

根据本发明的具体实施方案，上述组合工艺还可以包括：对于溶剂脱沥青处理中分离的脱沥青油，采用超临界分离和/或汽提回收其中的萃取溶剂循环使用，所述超临界分离回收萃取溶剂的条件控制在溶剂密度为0.15-0.20g/cm³条件下实现。该脱溶剂处理也可以采用其它可行的手段。

作为本发明的优选方案，溶剂脱沥青处理采用主溶剂与进料混合，副溶剂从萃取塔底进入与萃取塔中的沥青相逆流接触进一步强化萃取，脱沥青过程所使用的溶剂为C3-C6的烷烃(包括链烷烃或环烷烃)及其混合物，优选C4-C6的链烷烃或环烷烃及其混合物。脱沥青油相中的溶剂经超临界分离及汽提后循环使用，脱沥青油作为改质油的调和组分。脱油沥青相不需脱除溶剂，从萃取塔底引出后再注入分散溶剂，对脱油沥青实施强化分散，使脱油沥青相有好的流动性。

本发明工艺中，第一萃取溶剂(主溶剂)和第二萃取溶剂(副溶剂)的作用是将重油萃化分离成脱沥青油和脱油沥青相，分散溶剂的作用则是对脱油沥青相实施强化分散，提高其流动性，所以，理论上讲三部分的溶剂可以根据其作用和效果分别进行选择，从生产实际考虑，三部分溶剂可以是相同的，即C3-C6的烷烃(包括链烷烃或环烷烃)及其混合物。

关于重质油的深度加工技术，本案发明人之前已提出有专利申请公开，并获得专利号为ZL 01141462.6和ZL 200510080799.0的中国发明专利，以及相关的美国发明专利US 7597797B2、加拿大发明专利CIP 2,524,995和法国发明专利FR 2888245，其中提出了重质油深度分离的方法，通过溶剂脱沥青技术从重质油中最大化得到脱沥青质油，同时通过耦合技术对脱油沥青实施直接造粒，解决高软化点沥青与溶剂分离及其输送的难题，且得到的沥青颗粒可制成水浆，作为燃料或气化制合成气的原料。尤其关于溶剂脱沥青技术和脱沥青油的精制技术，上述在先专利中均有详细说明，故将涉及该部分的相关内容并入本案，作为对本发明方案的补充说明。

在上述已有专利技术基础上的进一步研究，本案发明人发现，溶剂脱油沥青不分离溶剂而是混入适当的分散溶剂后直接引入热裂化反应器，利用其良好的流动性与分散性，在热裂化塔中分散成液滴(来自萃取塔的脱油沥青以喷雾形式被分散成液滴而进入热裂化反应器)与高温介质混合，利用该过程中的热量蒸发溶剂，并使脱油沥青发生热反应，得到反应产物，不仅解决了沥青与溶剂分离的问题，同时还克服了沥青流动性困难的输送难题，而沥青通过热反应实现轻质化改质，更提高了改质油的产率。

本发明所实施的热裂化处理技术可以包括流化焦化、灵活焦化或延迟焦化处理技术等。具体的操作可以是，使含萃取溶剂的脱油沥青经分散喷入热裂化反应器，与供热的高温介质接触反应，得到热裂化反应产物，所述供热高温介质包括高温油气、高温水蒸气、经部分燃烧的高温焦炭颗粒或燃烧了负载焦炭的无机颗粒如沥青砂、石英砂。其中，所述高温油气和高温水蒸气的温度可以为500-600℃；所述经部分燃烧的高温焦炭颗粒或燃烧了负载焦炭的无机颗粒是指热裂化反应中排出的焦炭或附着在无机颗粒上的焦炭，经部分燃烧至600-750℃后返回热裂化反应器作为供热介质。

根据本发明的组合工艺，溶剂脱沥青处理分离出的含萃取溶剂的脱油沥青相在萃取塔压力作用下被雾化分散喷入热裂化反应器(反应塔)，由于分散溶剂的作用，沥青分散后与高温介质相接触，发生热反应，优选控制热裂化的平均反应温度450-550℃，更优选470-530℃，得到气体反应产物以及焦炭，焦炭从塔下部排出，来自进料的溶剂在热裂化反应塔中气化后与产物一起从塔中流出，对引出的气体反应产物进行分离，可以得到气体、溶剂、热裂化油、和450℃+的重蜡油，将重蜡油返回作为溶剂脱沥青的进料，溶剂循环回溶剂脱沥青工艺使用。

热裂化反应塔的供热高温介质可以来自两种方式，一是加热到500-600℃的高温水蒸气或高温油气，另一方式是将引出的焦炭颗粒或负载在无机颗粒上的焦炭部分燃烧，产生温度达到600-750℃的颗粒，返回热裂化反应器作为热源，可以做到资源的充分利用。

来自溶剂脱沥青的沥青相在热裂化反应塔发生热反应过程中，沥青中的溶剂也同时被蒸发气化，与热反应产物一起从塔中流出，从中可以分离得到热裂化油、溶剂以及重蜡油(可以认为是热裂化反应液体产物中的最重馏分)，优选的分离方法可以是，对热裂化反应物先用重质油原料吸收，分离出450℃+的重蜡油，再进一步分馏分离气体、溶剂和热裂化油。分离出的重蜡油返回溶剂脱沥青工序的进料进一步脱除沥青质和重胶质等杂质，并通过再次的溶剂萃取，对其中的可萃取油分进行分离，随热裂化反应产物排出的溶剂分离后则通过专门设置的溶剂循环途径返回溶剂脱沥青工序循环使用，而热裂化油作为改质油的一部分。考虑实际生产中的综合因素，热裂化反应物分离时，控制450℃+重蜡油(例如沸点高于450℃-470℃的馏分油)返回溶剂脱沥青工序，既利于提高总液油收率，也能达到控制热裂化油以及最终改质油质量的目的。由于前工序已经对油分进行比较充分的萃取分离，此部分重蜡油的量已经较少，可以通过控制重质油原料的流量实现对这部分馏分的稳定吸收并引回溶剂脱沥青工序。

对所得到的蒸馏馏分油、脱沥青油和热裂化油按照设定比例混合，就得到所述改质油，蒸馏馏分油通常是轻柴油和直馏蜡油馏分，视其品质和生产实际情况，也可以作为一种加工产品直接储存和输送供下游加工，所以，生产中也可以只将脱沥青油与热裂化油混合、或混入部分蒸馏馏分油，成为改质油。由于通过本发明的组合工艺已经大幅度脱除了重质油的非理想成分，即高软化点沥青及其中包含的金属、沥青质及生焦前躯体，而且，其中未经热反应的直馏馏分油和萃取油的比例较高，改质油的稳定性也显著提高。

本发明提供的改质油可采用常规的固定床加氢技术处理成为加氢改质油，加氢处理的操作难度和苛刻度可显著降低。具体地，加氢处理的温度360-450℃，压力6MPa-20MPa，氢油比(体积比)200-1200∶1，反应器空速0.3-3.0h^-1。

综上所述，相比于现有技术，本发明的核心是设计提出一套科学合理的组合工艺，实现对重质油中可萃取的油分不经热反应而取出，通过物理过程尽可能多地分离收取油分，更利于保证改质油产品的稳定性，而且仅对萃余沥青进行热反应，使总的焦炭和气体产率低于现有过程，提高了改质油收率，也提高了改质油质量。而且按照本发明的组合工艺得到的改质油，其API度有较大提高，残炭值、C7沥青质和金属含量显著降低，沥青质脱除率高于96％，金属镍+钒的脱除率达到80-90％，即，重质油的非理想成分高软化点沥青及其中包含的金属、沥青质及生焦前躯体被大幅度脱除，更好地满足了常规固定床加氢处理的进料要求，使加氢处理改质油也有较高的质量和体积收率，且品质明显改善。

采用本发明的组合工艺对不同来源的重质油原料进行加工生产改质油，例如，对API为10或以下的典型的加拿大油砂沥青和委内瑞拉超重油，改质油收率可高达88.5wt％(92v％)和80.8wt％(85v％)，改质油质量得到改善，API度可提高6个单位以上，C7沥青质可脱除96％以上，残炭和金属显著降低，Ni+V脱除率可达80-90％，可采用常规的固定床加氢技术来处理，并可显著改善加氢处理过程的操作难度和苛刻度，减少催化剂中毒和生焦；而加氢改质油的API可达26，硫含量低于0.3wt％，沥青质低于0.1wt％，残炭0.8-2.1wt％，Ni+V含量低于3μg/g，可满足催化裂化的进料要求。

附图说明

图1是本发明提供的对重质油加工的组合工艺的实施例的流程示意图。

图中标号可同时代表设备和利用该设备所实现的工序过程：1-常压蒸馏塔/常压蒸馏，2-减压蒸馏塔/减压蒸馏，3-萃取混合器/混合，4-萃取塔/溶剂脱沥青过程，5-超临界装置/超临界回收溶剂，6-热裂化塔/热裂化反应，7-分离器/裂化反应产物分离，8-固定床/固定床加氢处理。

具体实施方式

以下结合具体实施例详细说明本发明的实施过程和特点，以帮助阅读者更准确理解本发明技术内容的实质精神和有益效果，但不应对本发明的实施范围构成任何限制。

参见图1，本发明实施例提供的重质油加工的组合工艺可以表述如下：

对重质油原料先实施预分馏，可以进行常压蒸馏或视原料油性质进行常/减压蒸馏，流程切割点为350-565℃，原料油经常压蒸馏塔1或减压蒸馏塔2蒸馏，塔顶排出蒸馏馏分油，塔底物作为进料与主溶剂混合(可以设置萃取混合器3)进入萃取塔4分离出脱沥青油和沥青相，根据需要从萃取塔4底部加入副溶剂对沥青相进一步萃取，二次萃取所分出的脱沥青油从塔顶排出，得到的含萃取溶剂的脱油沥青相从塔底排出，在管路中与分散溶剂混合，进入热裂化塔6进行热反应；

所述对重质油原料的预分馏不是必需过程，可以视原料油的性质而决定，例如，对于基本不含低于350℃馏分的重质油原料可以不经过常/减压蒸馏的预分馏过程，直接作为萃取塔4的进料实施溶剂脱沥青处理；另一种情况是，常压蒸馏1和减压蒸馏2根据原料油的性质也是可以选择性使用的，即，只进行常压或减压蒸馏，或者经过两个过程；

从萃取塔底排出的脱油沥青不分离溶剂且混入适当的分散溶剂后直接引入热裂化6，由于萃取塔4中具有一定压力，排出的沥青是以喷雾形式进入热裂化塔6中，利用其良好的流动性与分散性，在热裂化塔6(也称热裂化反应塔)中分散成液滴与高温介质混合，利用该热量，使脱油沥青发生热反应，得到反应产物，随沥青进入的溶剂(包括萃取溶剂和分散溶剂)被汽化，与热反应产物一起从塔中流出；热裂化反应生成的焦炭从塔底排出，反应产物从塔顶流出送入分离器7实施换热冷凝分离，同时将部分重质油原料(针对未实施常/减压蒸馏的工艺)或切割馏分后的部分塔底物引入分离器7，对反应产物进行吸收，控制该重质油原料或塔底物的循环量，将反应产物中的重蜡油分离出来并循环与进料混合返回萃取塔4，参与萃取脱除沥青质和重胶质等杂质(这些杂质随沥青相进入热裂化塔，最终随焦炭排出)，热反应产生的油分也进一步被萃取到脱沥青油中；剩余的热反应产物进一步经换热冷凝分离后得到气体、溶剂和沸点低于450℃的热裂化油，气体经分离纯化，将含硫气体(例如H₂S)作为气体产物回收，净化气体则排放；随热裂化反应产物排出的溶剂经冷却分离后排出分离器7，返回溶剂脱沥青工序循环使用，热裂化油从分离器7的下部排出；

萃取塔4塔顶排出的脱沥青油，进入超临界溶剂回收装置5，经超临界分离和/或汽提回收其中的萃取溶剂返回溶剂脱沥青工序循环使用，所述超临界分离回收萃取溶剂的条件控制在溶剂密度为0.15-0.20g/cm³条件下实现；该过程目的是净化脱沥青油，同时充分回收萃取溶剂；

上述加工过程形成的蒸馏馏分油、脱沥青油和热裂化油，混合即成为本发明提供的改质油，相比于重质油原料，API明显提高，油品质及流动性大幅改善；也可以根据设计要求改变各组分油的混合比例，实现对改质油质量的灵活调控；或者，改变蒸馏馏分油的走向，使蒸馏馏分油也可以部分或全部单独作为后续加工精制的原料油而不混入作为改质油。

参见附图1，经过上述组合工艺得到的改质油也可以送入固定床8实施加氢处理，成为加氢改质油。

以下具体实施例所描述的组合工艺均可参考上述过程描述，由于生产方案设计的需要，具体流程会有一些差异，但都在本发明的实施范围内，且对于本领域技术人员清楚了解技术方案不产生任何歧义。

实施例一

加拿大冷湖油砂沥青(Cold Lake Bitumen)，API为10.2，硫含量4.4wt％，康氏残炭为13.2wt％，C7沥青质10.0wt％，Ni和V含量分别为69μg/g和182μg/g。

对该油砂沥青首先采用常压蒸馏，分馏得到200-350℃柴油馏分(15.0wt％)，和沸点高于350℃的常压塔底物(渣油)。

该常压塔底物采用异丁烷(iC4)为萃取溶剂进行溶剂脱沥青，首先使作为进料的塔底物与主溶剂混合从中部或上部送入萃取塔4，副溶剂从萃取塔下部进入与脱油沥青逆流接触，再次对经主溶剂萃取后的沥青相实施强化萃取，萃取塔底温度120℃，塔顶温度130℃，萃取压力4.3MPa，脱油沥青从塔底引出后再次注入异丁烷作为分散溶剂，使沥青相在强化分散状态下进入热裂化塔6，该溶剂脱沥青过程中总质量溶剂比为4.6∶1，溶剂分配比例为主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.761∶0.217∶0.022。

萃取塔4中排出的脱沥青油在压力4.2MPa和160℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.129g/cm³)回收脱沥青油中的溶剂并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4中排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相被喷雾分散进入热裂化塔6，通入的高温供热介质为570℃的高温水蒸气，热裂化反应平均温度达到470℃，脱油沥青发生热反应，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述常压塔底物，使热反应产物中沸点高于450℃的重蜡油馏分被吸收分离，返回溶剂脱沥青过程4与进料混合进入萃取塔4继续萃取和脱除其中的沥青质和重胶质；剩余的热反应产物进一步经换热冷凝分离后得到气体、溶剂和沸点低于450℃的热裂化油，使溶剂返回脱沥青过程4与主溶剂会合继续作溶剂使用，气体脱H₂S精制后作为气体产物回收；热裂化油引出与常压蒸馏得到的柴油馏分以及脱沥青油混合后得到改质油，用于后续加工的原料油；经测定，改质油收率81.36wt％(85.41v％)，其API为18.1，残炭为3.56wt％，硫含量为3.51wt％，Ni和V含量分别8.4μg/g、20.8μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为4.95wt％和13.68wt％。

也可以对改质油进一步进行固定床加氢处理8，加氢处理的温度385℃，压力9MPa，氢油比(体积比)600∶1，反应器空速2.5h^-1，得到加氢改质油，油收率78.14wt％(86.94v％)，API度为27.0，硫含量0.25wt％，残炭1.11wt％，沥青质＜0.05wt％，Ni和V含量分别0.8μg/g和0.9μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

上述组合工艺中，也可以仅将热裂化油与脱沥青油混合成为改质油，与常压分馏出的柴油馏分分别储存供后续加工使用，也可以通过控制柴油馏分的混合比例调节和控制改质油的质量，使改质油的API提高程度得以灵活调控。以下实施例均可同样处理。

实施例二

加拿大Athabasca油砂沥青，API为8.9，硫含量4.60wt％，康氏残炭CCR为13.0％，C7沥青质含量11.03wt％，Ni和V含量分别为69μg/g和190μg/g。

采用常压蒸馏，得到200-350℃柴油馏分12.04wt％，常压塔底物(渣油)产率为87.96wt％。

常压塔底产物采用nC4-nC5混合溶剂进行溶剂脱沥青，萃取溶剂组成为nC4∶nC5＝50∶50(wt/wt)。溶剂脱沥青过程的具体操作与实施例一相同，但总溶剂质量比3.95∶1，主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.759∶0.203∶0.038，萃取塔底温度140℃，塔顶温度160℃，萃取压力5.0MPa。

萃取塔4中排出的脱沥青油在压力4.9MPa和196℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.220g/cm³)回收脱沥青油中的溶剂并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4中排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散并进入热裂化塔6，与720℃的热焦炭接触后发生热裂化反应，平均反应温度为490℃，脱油沥青发生热反应，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述常压塔底物，使热反应产物中沸点高于450℃重蜡油被吸收分离，返回溶剂脱沥青过程与进料混合进入萃取塔4，剩余的热反应产物进一步经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于450℃的热裂化油，气体经脱H₂S净化处理后回收，分离出的溶剂返回脱沥青过程继续作溶剂使用(作为主溶剂、副溶剂和/或分散溶剂均可)，所述热裂化油引出与上述柴油馏分和脱沥青油混合后得到改质油；经测定，改质油收率为84.07t％(88.64v％)，API为16.5，残炭值为4.71wt％，硫含量为3.55wt％，Ni和V含量分别12.9μg/g、29.3μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为4.15wt％和11.78wt％。

上述改质油进一步经固定床加氢处理8可获得加氢改质油，加氢处理的温度395℃，反应压力10MPa，氢油比(体积比)600∶1，反应器空速1.8h^-1，加氢改质油收率为80.79wt％(90.44v％)，API度为25.7，硫含量0.23wt％，残炭1.71wt％，沥青质＜0.05wt％，Ni和V含量分别1.1μg/g和0.9μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

实施例三

加拿大Athabasca油砂沥青，其API为8.9，硫含量4.6wt％，康氏残炭CCR为13.0％，C7沥青质含量11.4wt％，Ni和V含量分别为65.4μg/g和192.6μg/g。

采用常减压蒸馏，得到200-350℃柴油馏分12.04wt％和350-500℃的直馏蜡油收率32.75wt％，减压塔底物(沸点高于500℃渣油)产率为55.21wt％。

对该减压塔底渣油采用正戊烷(nC5)为萃取溶剂进行脱沥青，具体操作同实施例一。总溶剂质量比3.7∶1，其中，主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.811∶0.135∶0.054，萃取塔底温度160℃，塔顶温度170℃，萃取压力5.5MPa。

萃取塔4中排出的脱沥青油在压力5.4MPa和240℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.196g/cm³)回收脱沥青油中的溶剂并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4中排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散进入热裂化塔6，与700℃热沥青砂接触后发生热裂化反应，平均反应温度达到500℃，脱油沥青发生热反应，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述减压塔底物，使热反应产物中沸点高于470℃重蜡油被吸收分离，返回溶剂脱沥青过程4与进料混合进入萃取塔4继续被萃取，剩余的热反应产物进一步经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于470℃的热裂化油，气体经脱H₂S净化处理后回收，分离出的溶剂返回脱沥青过程4继续作溶剂使用，热裂化油引出与脱沥青油以及常减压馏分油混合后得到改质油；经测定，改质油收率86.62wt％(90.40％)，API为15.0，其残炭为4.91wt％，硫含量为3.73wt％，Ni和V含量分别16.9μg和46.5μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为3.07wt％和10.3wt％。

上述改质油进一步经固定床加氢处理8获得加氢改质油，加氢处理的温度400℃，反应压力11.0MPa，氢油比(体积比)800∶1，反应器空速1.5h-1，得到加氢改质油收率为83.41wt％(93.80v％)，API度为26.4，硫含量0.24wt％，残炭1.78wt％，沥青质0.08wt％，Ni和V含量分别1.5μg/g和1.4μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

经以上组合工艺得到的常减压馏分油(柴油馏分和直馏蜡油)也可单独储存作为后续加工原料，或按需要控制混合比例与热裂化油混合成为改质油。

实施例四

一种加拿大油砂沥青，性质同实施例三。

该油砂沥青先采用常减压蒸馏，得到200-350℃柴油馏分12.04wt％和350-524℃的直馏VGO 28.75wt％，减压塔底产物VTB(减压渣油)产率为50.5wt％。

VTB采用正戊烷及环戊烷的混合溶剂进行脱沥青，具体操作同实施例一。萃取溶剂组成为正戊烷∶环戊烷＝0.9(wt)∶0.1(wt)，总溶剂质量比4.3∶1，其中，主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.698∶0.233∶0.070，萃取塔底温度160℃，塔顶温度170℃，萃取压力5.0MPa。

萃取塔4中排出的脱沥青油在压力4.85MPa和230℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.195g/cm³)回收其中的溶剂，并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4中排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散进入热裂化塔6，与热焦炭接触后温度达到505℃，进而发生热反应生成反应产物，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述塔底物，使热反应产物中沸点高于500℃重蜡油被吸收分离，返回溶剂脱沥青过程4与进料混合进入萃取塔4继续被萃取，剩余热反应产物进一步经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于500℃的热裂化油，气体经脱H2S净化处理后回收，分离出的溶剂返回脱沥青过程4继续作溶剂使用，将得到的热裂化油与直馏柴油及VGO、脱沥青油混合后得到改质油；经测定，改质油收率88.54wt％(91.96v％)，其API为14.3，其残炭为5.71wt％，硫含量为3.84wt％，Ni和V含量分别20.0μg/g和57.9μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为2.48wt％和8.98wt％。

上述改质油进一步经固定床加氢处理8获得加氢改质油，加氢处理的温度400℃，反应压力13.0MPa，氢油比(体积比)1000∶1，反应器空速1.0h^-1，得到加氢改质油，收率为85.16wt％(95.46v％)，API度为25.9，硫含量0.26wt％，残炭2.08wt％，沥青质0.08wt％，Ni和V含量分别1.5μg/g和1.2μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

实施例五

一种委内瑞拉超重油，其API为8.7，硫含量4.0wt％，康氏残炭CCR为15.1％，Ni和V含量分别为111μg/g和487μg/g。

该超重油先采用常减压蒸馏，得到200-350℃柴油馏分11.24wt％，350-500℃减压蜡油馏分23.44wt％，沸点高于500℃的减压塔底产物产率为65.32wt％。

采用正戊烷为萃取溶剂进行脱沥青，具体操作同实施例一。总溶剂质量比4∶1，其中主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.714∶0.238∶0.048，萃取塔底温度170℃，塔顶温度180℃，萃取压力5.0MPa。

萃取塔4排出的脱沥青油在压力4.9MPa和250℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.170g/cm³)回收其中的溶剂，并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散进入热裂化塔6，与热焦炭接触后温度达到500℃，进而发生热反应生成反应产物，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述塔底物，使热反应产物中沸点高于470℃重蜡油被吸收分离，返回溶剂脱沥青过程4与进料混合继续被萃取；剩余热反应产物进一步经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于470℃的热裂化油，气体经脱H2S净化回收，分离出的溶剂返回脱沥青过程4继续作溶剂使用；将得到的热裂化油与减压蜡油馏分和脱沥青油混合后得到改质油；经测定，改质油收率80.83wt％(84.94v％)，其API为16.0，其残炭为4.11wt％，硫含量为3.23wt％，Ni和V含量分别9.6μg和41.9μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为4.67wt％和14.5wt％。

上述改质油进一步经固定床加氢处理8获得加氢改质油，其加氢处理的温度400℃，反应压力15MPa，氢油比(体积比)1200∶1，反应器空速1.0h^-1，得到加氢改质油，收率为78.20wt％(88.31v％)，API度为27.1，硫含量0.19wt％，残炭0.80wt％，沥青质＜0.05wt％，Ni和V含量分别0.5μg/g和1.0μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

实施例六

一种印度尼西亚布敦岛油砂沥青，其API为7.8，硫含量6.67wt％，康氏残炭CCR为17.5％，Ni和V含量分别为47.5μg/g和144μg/g。

采用常压蒸馏，切割点350℃，得到200-350℃柴油馏分6.49wt％。

蒸馏后塔底物采用正戊烷/正己烷＝80∶20混合溶剂作为萃取溶剂进行脱沥青，具体操作同实施例一。总溶剂质量比3.7∶1，主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.676∶0.270∶0.054，萃取塔底温度160℃，塔顶温度180℃，萃取压力6.0MPa。

萃取塔4排出的脱沥青油在压力5.85MPa和260℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.200g/cm³)回收其中的溶剂，并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散进入热裂化塔6，与温度680℃热焦炭接触后，温度达到500℃，进而发生热反应生成反应产物，生成的固体焦炭从裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的前述塔底物，使热反应产物中沸点高于470℃重蜡油被吸收分离，返回脱沥青过程4与进料继续被萃取，剩余热反应产物经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于470℃的热裂化油，气体经脱H₂S净化回收，使分离出的溶剂返回脱沥青过程继续作溶剂使用；将得到的热裂化油和柴油馏分以及脱沥青油混合后得到改质油；经测定，改质油收率79.30wt％(83.04v％)，其API为15.2，其残炭为5.05wt％，硫含量为6.55wt％，Ni和V含量分别8.14μg和23.65μg/g，副产物气体和焦炭产率分别为4.77wt％和15.93wt％。

上述改质油进一步经固定床加氢处理8获得加氢改质油，其加氢处理的温度400℃，反应压力15MPa，氢油比(体积比)1000∶1，反应器空速0.8h^-1，得到加氢改质油，收率75.60wt％(85.26v％)，API度为26.5，硫含量0.31wt％，残炭1.85wt％，沥青质0.07wt％，Ni和V含量分别0.7μg/g和1.2μg/g。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

经以上组合工艺得到的柴油馏分和改质油也可分别储存作为后续加工的原料油。

实施例七

一种中国内蒙油砂沥青，其API为7.8，硫含量1.0wt％，康氏残炭CCR为17.4％，C7沥青质含量为27.2wt％，Ni含量为16μg/g。

该油砂沥青不含低于350℃馏分，所以直接采用正戊烷∶正己烷＝90∶10的混合溶剂作为萃取溶剂进行脱沥青，具体操作同实施例一。总溶剂质量比4.3∶1，主溶剂∶副溶剂∶分散溶剂＝0.733∶0.222∶0.044，萃取塔底温度160℃，塔顶温度170℃，萃取压力5.8MPa。

萃取塔4排出的脱沥青油在压力5.7MPa和240℃的超临界条件下(此时溶剂密度0.234g/cm³)回收其中的溶剂，并进一步采用蒸汽汽提回收其余溶剂。

萃取塔4排出的含萃取溶剂且混有分散溶剂的脱油沥青相以喷雾形式被分散进入热裂化塔6，与温度680℃热焦炭接触后，温度达到500℃，进而发生热反应生成反应产物，生成的固体焦炭从热裂化反应塔6底部排出，沥青相中的溶剂和反应产物一起从热裂化反应塔6顶部流出，进入分离器7，同时引入适量的原料油，使热反应产物中沸点高于450℃重蜡油被吸收分离，返回脱沥青过程4与原料混合继续被萃取，剩余热反应产物经分馏分离后得到气体、溶剂和沸点低于450℃的热裂化油，气体经脱H₂S净化回收，分离出的溶剂返回脱沥青过程继续作溶剂使用；将得到的热裂化油与脱沥青油混合后得到改质油，改质油收率72.65wt％(76.52v％)，其API为16.1，其残炭为5.51wt％，硫含量为0.74wt％，Ni含量3.0μg，副产物气体和焦炭产率分别为7.9wt％和19.45wt％。

原料及改质油的产物分布及性质如下：

一种重质油加工的组合工艺专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。