阅读说明：本技术 一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的加工工艺 (Processing technology for producing olefin and aromatic hydrocarbon from inferior heavy oil ) 是由 韩保平 张小康 刘江 张琪 于 2019-07-03 设计创作，主要内容包括：本发明提供了一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法,劣质重油进行沸腾床加氢,在催化裂解提升管反应器内进行催化裂解,反应产物进入分馏吸收稳定单元；分馏所得的气体馏分进入气体精分离单元,分离出的C2+烷烃气体送入蒸汽裂解装置进一步产生烯烃；而分馏所得的石脑油进入芳烃抽提单元,得到苯、甲苯、二甲苯产品；分馏所得的重质循环油以及油浆则返回进入前处理工序；本发明所述的一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法,在最大程度上降低对原料的要求,提高了劣质重油转化为高附加值的烯烃及芳烃的转化率,有效缓解了催化剂失活及结焦问题,延长了生产设备的运行周期,实现经济效益最大化。(The invention provides a method for producing olefin and aromatic hydrocarbon from inferior heavy oil, wherein the inferior heavy oil is hydrogenated in a fluidized bed, catalytic cracking is carried out in a catalytic cracking riser reactor, and a reaction product enters a fractionation absorption stabilizing unit; feeding the gas fraction obtained by fractionation into a gas fine separation unit, and feeding the separated C2+ alkane gas into a steam cracking device to further generate olefin; and the naphtha obtained by fractionation enters an aromatic extraction unit to obtain benzene, toluene and xylene products; returning the heavy cycle oil and the oil slurry obtained by fractionation to a pretreatment process; the method for producing olefin and aromatic hydrocarbon from inferior heavy oil disclosed by the invention has the advantages that the requirement on raw materials is reduced to the greatest extent, the conversion rate of the inferior heavy oil into olefin and aromatic hydrocarbon with high added values is improved, the problems of catalyst deactivation and coking are effectively relieved, the operation period of production equipment is prolonged, and the maximization of economic benefit is realized.)

一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的加工工艺

技术领域

本发明属于石油化工技术领域，特别是涉及一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的加工工艺。

背景技术

乙烯、丙烯、丁二烯是石油化工行业的基本原料，随着经济的发展，其使用量逐年快速增长。为了满足这些低碳烯烃的需要，常规的蒸汽裂解技术仍在不断的建设与发展，目前仍然是低碳烯烃的最大来源。与此同时催化裂解多产烯烃技术也得到了快速发展，成为了低成本烯烃的来源之一，但其产量有限，对低碳烯烃的市场供应尚没有决定性影响。以苯、甲苯、二甲苯为代表的芳烃也是重要的有机化工原料，广泛应用于合成纤维、合成树脂、合成橡胶等行业中。目前石化行业中70％以上的三苯产自催化重整装置。由于重整装置本身投资高、对原料要求高、运行成本高，因此芳烃的成本一直居高不下。上述烯烃及芳烃现在均是以优质石脑油为原料进行生产，石化行业对低成本烯烃、芳烃的需求仍然非常迫切。

与此同时，在石油化工生产中，产生了大量的难以采用常规工艺路线加工处理的重质燃料油，成为了市场上供应充足的低成本原料。例如国内的塔河油，委内瑞拉的超重油，加拿大的油砂沥青，以及俄罗斯的重质燃料油(M100、M180、M380等)。以M100为代表的重质燃料油，金属含量很高，胶质沥青质含量高，硫、氮含量高，密度大，残碳值高，难以加工处理。如果能以劣质重油为原料、以较短的工艺流程，生产出高附加值的低碳烯烃、轻芳烃，无疑在市场上会有广泛的前景。

目前重质油处理工艺分为三类：(1)焦化反应；(2)溶脱沥青；(3)固定床加氢反应。其中，焦化反应是最彻底的脱碳过程，但是焦化过程会产生30％左右的低价值焦炭，即有一部分油被转化为焦炭，济性差。而溶脱沥青工艺为物理过程，不直接产生轻质燃料，且工艺操作复杂、能耗高，主要应用限制在生产润滑油原料。固定床重油加氢是重油改质和轻质化的重要手段，具有产品质量好、轻油收率较高等优点，但固定床技术在处理劣质重油时，催化剂床容易结焦，装置的正常操作受到严重影响。

受此影响，目前常规的固定床加氢处理工艺无法加大处理深度，无法高效转化胶质、沥青质以及525℃以上的重质组分，因此该固定床技术只能用于金属含量低的轻质原料，而不能加工金属、残炭含量较高的劣质重油。以固定床重油加氢技术为例，只能加工金属含量低于150μg/g、康氏残炭低于15％的重质油。事实上当金属含量高于100μg/g时，就已严重影响催化剂的使用寿命。因此如何对劣质重油进行有效地前处理，以减轻劣质重油轻质化中的催化剂易失活、反应设备易结焦的问题，是劣质重油加工处理技术开发的重点之一。

CN1119397C公开了一种渣油加氢处理－催化裂化组合工艺方法，该方法中，渣油和澄清油一起进入渣油加氢装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行反应，重循环油在催化裂化装置内部进行循环；反应所得的油浆经分离器分离得到澄清油，返回至加氢装置。但油浆进入渣油加氢处理装置，油浆中的易生焦物将会增加积炭，降低加氢催化剂的加氢活性和操作周期，且重循环油是在催化裂化装置内部。因此，此方法对加工劣质重油、提高产品质量的作用有限。

目前丁烯主要来源于MTO、丁烷、LPG、凝析油、石脑油、加氢裂化尾油及粗柴油等蒸汽热裂解和烃油催化裂化，轻芳烃(苯、甲苯和二甲苯，简称BTX)主要来源于轻烃重整工艺和蒸汽热裂解工艺。随着蒸汽裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，而丁烯和轻芳烃的产率将会降低。在这样的背景下，利用劣质重油催化转化生产低碳烯烃和轻芳烃，将是蒸汽热裂解制乙烯的一条有效补充措施。

目前重油中已检测出的金属元素有40余种，含量一般从几个ppm到几千ppm不等，某些金属元素(尤其是镍、钒)能损害石油炼制工艺中催裂化和催化加氢过程的催化剂。重油中所含的金属杂质不仅能引起催化剂的中毒失活，相关设备腐蚀与结垢，同时还会造成石油产品的污染。这些问题不仅会对重油加工带来严重的安全隐患，而且还会造成石油加工企业经济效益的降低。

如何充分利用多种劣质重油资源，以加氢、催化裂化、蒸汽裂解相组合生产烯烃、芳烃，降低重油中金属杂质的影响，有效减少催化剂失活及设备结焦率，保证设备运行周期长，是目前亟待解决的问题。

发明内容

有鉴于此，本发明旨在提出一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法，以解决现有技术中劣质重油难以利用、处理过程中催化剂易失活及设备结焦率高的问题，同时多产烯烃、芳烃。

为达到上述目的，本发明的技术方案是这样实现的：

一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的加工工艺，对劣质重油进行沸腾床加氢，在催化裂解提升管反应器内进行催化裂解，反应产物进入分馏吸收稳定单元；分馏所得的气体馏分进入气体精分离单元，分离出的C2+烷烃气体送入蒸汽裂解装置进一步产生烯烃；而分馏所得的石脑油进入芳烃抽提单元，得到苯、甲苯、二甲苯产品；分馏所得的重质循环油以及油浆则返回进入前处理工序。

进一步的，所述沸腾床加氢的催化剂，以氧化铝为载体，以Mo、W、Ni或Co中至少一种为活性成分，且粒径为0.6～2mm的球形催化剂。

进一步的，所述劣质重油包括稠原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆、脱沥青油、减粘重油、焦化重油、页岩油、油砂沥青油、重质循环油中的至少一种；其中，所述劣质重油的性质为满足下述指标中的一种或几种：固含量≥10g/L，康氏残炭值为10wt％～25wt％，沥青质为8wt％～35wt％，甲苯不溶物含量为1wt％～5wt％，金属杂质含量为15-600ppm。

更进一步的，劣质重油进入催化裂化提升管反应器之前，对加氢后反应产物进行分馏处理。

进一步的，所述劣质重油的加工工艺包括以下步骤：

S1、劣质重油进入沸腾床加氢反应单元中进行加氢，得到加氢后反应馏化物；

S2、加氢反应产物进入催化裂解重油提升管反应器内进行流化催化裂解反应；

S3、催化反应产物进入分馏吸收稳定系统，得到气体馏分、石脑油及重质油；

S4、石脑油进入芳烃抽提单元，得到苯、甲苯、二甲苯等产品，此外，C6-C8非芳组分以及C5组分进入蒸汽裂解装置进行蒸汽裂解反应；C8+馏分返回至催化裂解提升管反应器内进行催化裂解反应；

S5、分馏所得的气体馏分进入气体精分离单元，得到氢气、甲烷、乙烯、丁烯等产品，此外，分离出的C2+烷烃气体送入蒸汽裂解装置内进行蒸汽裂解反应；

S6、蒸汽裂解的反应产物返回分馏吸收稳定系统进行分离；

S7、分馏所得的重质油以及油浆被送回加氢反应单元或催裂解重油提升管进一步反应、转化。

更进一步的，步骤S2中催化裂解反应为单提升管、分区进料、分区反应或为双提升管分区进料反应或双提升管不分区进料反应。

进一步的，步骤S5中分离出的丁烯外售或进入反应器中进行芳构化反应，反应条件：反应压力为0.3～0.5MPa、入口温度280～450℃、体积空速0.5～0.8h-1，反应产物与分馏吸收稳定单元处理所得的石脑油共同进入芳烃抽提单元处理。

更进一步的，根据原料的不同，步骤S1可采用单级沸腾床、多级沸腾床、固定床、或他们的组合；作为优选，步骤S1中所述沸腾床加氢反应单元采用三级加氢反应，即第三沸腾床(11)、第一沸腾床(12)、第二沸腾床(13)。相应的，步骤S1包括：S11：将劣质重油泵至加氢反应单元，所述加氢反应单元包含；S12：判断是否劣质重油中康氏残炭值≥20％；是，则进行步骤S14；否，则进行步骤S13；S13：判断是否劣质重油中康氏残炭值≥15％；是，则进行步骤S15；否，则进行步骤S16；S14：将劣质重油依次泵入第三沸腾床(11)、第一沸腾床(12)、第二沸腾床(13)分别与氢气混合后反应加氢；S15：将劣质重油依次泵入第一沸腾床(12)、第二沸腾床(13)，分别与氢气混合后反应加氢；S16：将劣质重油泵入第二沸腾床(13)，与氢气混合后反应加氢。

进一步的，在步骤S1中，加氢反应单元中沸腾床的加氢反应条件为：反应压力15～20MPa、入口温度220～260℃、体积空速0.6～1.2h^-1、反应温度380～410℃、氢油比600:1～800:1Nm³/m³。

相对于现有技术，本发明所述的一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法具有以下优势：

(1)本发明在加氢反应单元进行沸腾床加氢以除去重金属，同时根据康氏残炭含量进行分级处理，从而在确保加氢效率的同时，可有效缓解因反应器中沉积物沉积造成的设备结焦问题，延长反应设备的运转周期，改善设备处理能力。

(2)本发明将沸腾床加氢、催化裂化、蒸汽裂解与芳构化进行有机结合，共用一套芳烃抽提装置，构成一个完整的处理劣质重油转化为烯烃、芳烃的反应系统，充分发挥了各个装置及工段的优点，避免对原料进行重复加热，降低能源消耗，同时提高劣质重油转化率及烯烃、芳烃尤其是芳烃的产率，提高生产效益。

(3)本发明采用二级分馏，对加氢后劣质重油进行一次分馏，对各馏分分别进行处理，提高催化裂解单元的反应效率，增加设备处理能力，有效降低能耗比；同时，对催化裂解后劣质重油进行分馏吸收稳定—即二次分馏，以提高蒸汽裂解单元的反应效率，增加烯烃、芳烃产率，提高能效比。

附图说明

构成本发明的一部分的附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

图1为本发明所述的一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法的工艺流程示意图；

图2为本发明采用3级沸腾床反应器的示例；

图3为本发明与石脑油固定床裂解联合使用的工艺流程示意图；

图4为本发明与丁烯芳构化联合使用的工艺流程示意图。

附图标记说明：

第三沸腾床11，第一沸腾床12，第二沸腾床13，主管道14，第一串连管111，第一进料管112，第二串连管121，第二进料管122，第三进料管132。

具体实施方式

下面结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案作进一步描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

本发明针对目前劣质重油加工技术的现状，提出一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法，利用沸腾床加氢技术对劣质重油进行预处理，在催化裂解提升管反应器内进行催化裂解，反应产物进入分馏吸收稳定单元；分馏所得的气体馏分进入气体精分离单元，分离出的C2+烷烃等气体送入蒸汽裂解装置进一步产生烯烃；而分馏所得的石脑油进入芳烃抽提单元，得到苯、甲苯、二甲苯等产品；分馏所得的重质循环油以及油浆则返回进入前处理工序。

由于劣质重油组成极其复杂，具有黏度高、API度低、重金属含量高等特点，尤其是高金属含量的特点给石油加工带来了重大难题，当劣质重油的康氏残炭含量高时，在加工过程中容易出现沉积和结焦，不适合做常规固定床渣油加氢裂化技术的原料。本发明通过沸腾床加氢技术以除去重金属，同时降低劣质重油中康氏残炭含量。通过沸腾床加氢，不仅能满足不同品类劣质重油的加氢需求，也可有效缓解高含量的康氏残炭引起的系统结焦和沉积问题，增加设备运行周期及设备稳定性，实现对劣质重油的深度加氢。此外，本发明将沸腾床加氢、催化裂化、蒸汽裂解与芳构化进行有机结合，他们的产物和原料相互依托，共用下游的分离单元，在最大程度地将劣质重油“吃干榨尽”的同时，尽可能多的产生烯烃、芳烃，又能有效延长系统中各装置的运转周期，降低生产成本。

具体的，如附图1所示，所述的一种用于劣质重油生产烯烃、芳烃的方法包括以下步骤：

S1、将处理后的劣质重油与氢气混合预热，进入加氢反应单元中进行沸腾床加氢，得到加氢后劣质重油，加氢处理单元可将劣质重油中大于500℃馏分转化为轻质组分；

S2、加氢反应馏出物进入催化裂解重油提升管反应器内进行流化催化裂解反应；

S3、催化反应产物进入分馏吸收稳定系统，得到气体馏分、石脑油、重质油分；

S4、石脑油进入芳烃抽提单元，得到苯、甲苯、二甲苯等产品，此外，C6-C8非芳组分以及C5组分进行蒸汽裂解装置进行蒸汽裂解反应；C8+馏分返回至催化裂解提升管反应器内进行催化裂解反应；

S5、分馏所得的气体馏分进入气体精分离单元，得到氢气、甲烷、乙烯、丁烯等产品，此外，分离出的C2+烷烃等气体送入蒸汽裂解装置内进行蒸汽裂解反应；

S6、蒸汽裂解的反应产物返回分馏吸收稳定单元进行分离；

S7、分馏所得的重质循环油以及油浆被送回加氢反应单元或催裂解重油提升管进一步反应、转化，优选送回沸腾床加氢反应单元。

其中，步骤S2中催化裂解反应可以为单提升管、分区进料、分区反应，也可为双提升管分区进料或不分区进料反应，优选为双提升管不分区进料反应。此外，劣质重油进入催化裂化提升管反应器之前，对加氢的劣质重油进行一次分馏，对各馏分分别进行处理，提高后续的催化裂解单元的反应效率，增加设备处理能力，有效降低能耗比。具体的，将分馏所得的重油组分输送至催化裂化提升管反应器处理；将分馏所得的气体组分进入气体精分离单元处理，分馏所得的石脑油则进入芳烃抽提单元处理。

步骤S5中分离出的丁烯可进入反应器中，加入催化剂进行芳构化反应，反应产物与分馏吸收稳定单元处理所得的石脑油共同进入芳烃抽提单元处理；反应温度700～860℃，在炉内的停留时间为0.1～1.0s，反应总压0-0.1Mpa。反应原料来自气体精分离单元的轻质烷烃，以及芳烃抽提单元的C6-C8非芳部分以及C5馏分。反应原料也可由外部补充。

其中，C2+组分、C5组分及C6-C8非芳组分、C8+馏分均为本领域技术人员根据现有技术可清楚知道的，不再一一列举。

反应得到的H₂可供S1步骤加氢反应使用，也可外售。

步骤S3中分馏吸收稳定单元为催化裂解及蒸汽裂解所共用，主要由分馏塔、吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。

此外，对于所述方法中各项操作条件具体为：

表1沸腾床反应器的操作条件

表2催化裂解反应器的操作条件

表3芳构化反应器的操作条件

表4蒸汽裂解工艺条件

另外，对于所述方法中各项反应所使用的催化剂分别为：沸腾床的催化剂为球形催化剂，颗粒直径0.6～2mm，以氧化铝为载体，以Mo、W、Ni或Co中至少一种为活性成分；催化裂解催化剂为含分子筛的氧化铝或氧化铝-氧化硅；芳构化催化剂为ZSM-5、Y、Beta或MCM-41分子筛中的至少一种；蒸汽裂解反应中的催化剂为本领域常用催化剂。

在步骤S6中，从分馏塔塔底收集重质油分，从分馏塔顶分离出的富气中带有石脑油组分，而分馏塔底分离出的粗石脑油中则溶解有C3、C4组分。作为优选，用粗石脑油充当溶剂对富气进行吸收，将富气和粗石脑油最终分离成气体馏分、石脑油。

本发明针对劣质重油处理过程中产生的各种组分，采取针对性的处理设备、方法进行组合及循环处理以得到烯烃、芳烃产品，实现对劣质重油的深度处理及利用。另外，本发明将沸腾床加氢、催化裂化、蒸汽裂解、芳烃抽提、分馏等设备进行有机组合，共用一套芳烃抽提装置和分馏吸收稳定装置，构成一个完整的劣质重油处理系统，充分发挥了各个装置及工段的优点，尽可能实现对劣质重油的“吃干榨尽”，同时避免对原料进行重复加热，降低能源消耗，提高生产效益。同时，本发明利用沸腾床进行加氢反应，对劣质重油中金属杂质进行有效去除，从而确保后续反应中催化剂的使用寿命，提高设备运行效率，延长系统中各装置的运转周期，降低生产成本。

本发明中，所述劣质重油包括稠原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆、脱沥青油、减粘重油、焦化重油、页岩油、油砂沥青油、重质循环油中的至少一种，其中，所述劣质重油的性质满足下述指标中的一种或几种：固含量≥10g/L，康氏残炭值为10wt％～25wt％，金属杂质含量为15-600ppm。需要说明的是，本发明中的方法能够有效地对上述参数指标的劣质重油进行处理，但并不局限于上述参数指标的劣质重油。

其中，重油的康氏残炭值按照GB268-1987《石油产品残炭测定法(康氏法)》对进行检测；根据GB/T 2292-1997《焦化产品甲苯不溶物含量的测定》对甲苯不溶物含量指标进行检测；使用市售的油品固含量检测仪对重油中的固含量指标进行检测。

重油中金属杂质含量按如下方法测定：在干燥的石英坩埚中称取10g油样，加入石油醚、无水乙醇各10mL，混合均匀，之后使用调温电热器缓慢加热直至点燃。待火焰熄灭冷却后将石英坩埚置于马弗炉内，设置温度550℃，灼烧6h以除去其中的碳。冷却后，用3-4mL超纯水冲洗坩埚内壁以润湿样品，再依次量取盐酸水溶液(1：1)3mL和硝酸水溶液(1：1)10mL加入坩埚中。将其置于调温电热器内再次缓慢加热溶解灰分，并使大部分酸挥发(剩2-3ml)，冷却后转移至25ml容量瓶中并用超纯水定容。使用电感耦合等离子体发射光谱法(ICP-AES)测定所配置溶液中金属的量。

在加氢反应单元，根据劣质重油中康氏残炭含量的不同，可以采用单级沸腾床、多级沸腾床、或者他们与固定床加氢的组合加氢技术，不仅能使劣质重油加氢更彻底，同时可有效缓解高含量的康氏残炭引起的系统结焦和沉积问题，有效增加设备运行周期及设备稳定性，满足不同品类劣质重油的加氢需求。

以下结合实施例对本发明的具体实施方式作进一步的描述，并不因此将本发明限制在所述的实施例范围内。

实施例1

当劣质重油中金属杂质含量≥400ppm、康氏残炭的含量＞20％时，采用3台沸腾床串联的组合加氢技术进行原料预处理，具体见附图2，整个流程描述如下：

S1：将劣质重油通过主管道14泵入加氢反应单元，依次打开第一进料管112、第一串联管111、第二串联管121，同时关闭第二进料管122、第三进料管132，依次泵入第三沸腾床11、第一沸腾床12、第二沸腾床13，分别与氢气混合后进行反应加氢；催化剂为Ni-Mo基微球型催化剂，反应条件为：反应压力16MPa、入口温度250℃、体积空速0.9h^-1、反应温度390℃、氢油比750:1Nm³/m³。

S2：对加氢劣质重油进行分馏，分馏后得到重油组分、气体组分及石脑油；将分馏所得的气体组分进入气体精分离单元处理，分离得到氢气、甲烷、乙烯、丁烯等，其中氢气可供步骤S1中加氢反应使用，收集乙烯、丁烯供外售；

S3：步骤S2分离出的C2+烷烃等气体泵入蒸汽裂解装置内进行蒸汽裂解反应，反应条件为：反应总压0.05Mpa，反应温度810℃，停留时间0.7s；

S4：步骤S2分馏所得的石脑油与步骤S3的反应产物如C6-C8非芳组分以及C5组分合并后进入芳烃抽提单元处理，分离得到轻芳烃如苯、甲苯、二甲苯等产品以及非芳烃组分和C8+芳烃组分，其中C6-C8非芳组分以及C5组分与步骤S3中所述的C2+烷烃共同进入蒸汽裂解装置；

S5：步骤S2分馏的重油组分与步骤S4中的C8+馏分共同进入催化裂解重油双提升管反应器内进行流化催化裂解的不分区进料反应，反应条件为：进料温度：195℃，提升管出口温度：520℃，剂油比为9，反应器顶部压力：0.35MPa；

S6、催化裂解的反应产物进入分馏吸收稳定系统，得到气体馏分、石脑油、重质油分；所述分馏吸收稳定系统主要由分馏塔、吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔塔底收集重质油分，从分馏塔顶分离出的富气中带有石脑油组分，而分馏塔底分离出的粗石脑油中则溶解有C3、C4组分。作为优选，用粗石脑油充当溶剂对富气进行吸收，将富气和粗石脑油最终分离成气体馏分、石脑油。

S7、步骤S5产生的石脑油进入步骤S3所述的芳烃抽提单元处理；分馏所得的气体馏分进入步骤S1所述的气体精分离单元处理；

S8、步骤S5分馏所得的重质循环油以及油浆被送回加氢处理单元进一步反应、转化。

实施例2

如图3所示，本实施例在实施例1的基础上，石脑油经芳烃抽提后的非芳成分通过固定床反应器进行催化裂解、生产烯烃的工艺。

当劣质重油中15％＜康氏残炭的含量＜20％、金属杂质含量＜150ppm时，采用2台沸腾床串联的组合加氢技术进行原料预处理，整个流程描述如下：

S1：将劣质重油通过主管道14泵入加氢反应单元，关闭第一进料管112、第一串联管111、第三进料管132，劣质重油经第二进料管122、第二串联管121后依次泵入第一沸腾床12、第二沸腾床13，分别与氢气混合后进行反应加氢；催化剂为Ni-Mo基微球型催化剂，反应条件为：反应压力15MPa、入口温度220℃、体积空速0.6h^-1、反应温度410℃、氢油比800:1Nm³/m³。

S2：加氢劣质重油进入分流吸收稳定单元进行分馏，分馏后得到重油组分、气体组分及石脑油；将分馏所得的气体组分进入气体精分离单元处理，分离得到氢气、甲烷、乙烯、丁烯等，其中氢气可供步骤S1中加氢反应使用，收集乙烯供外售；

S3：步骤S2分离出的丁烯可进入芳构化反应器进行芳构化反应，具体反应条件：反应压力为0.5MPa、入口温度450℃、体积空速0.5h^-1，采用催化剂为无粘结剂NaZSM-5分子筛；

S4：步骤S2分离出的C2+烷烃等气体泵入蒸汽裂解装置内进行蒸汽裂解反应，反应条件为：反应总压0.0Mpa，反应温度860℃，停留时间1.0s；

S5：步骤S2分馏所得的石脑油与步骤S3的反应产物如C6-C8非芳组分以及C5组分合并后进入芳烃抽提单元处理，分离得到轻芳烃如苯、甲苯、二甲苯等产品以及非芳烃组分和C8+芳烃组分，其中C5、C6-C8非芳组分进入固定床反应器内进行催化裂解，催化裂解产物进如步骤2的分流吸收稳定单元进行处理；其中C8+芳烃、C8+馏分则返回至沸腾床加清单元进行处理。

S6：步骤S2分馏的重油组分与步骤S5中的C8+馏分共同进入催化裂解重油双提升管反应器内进行流化催化裂解的不分区进料反应，反应条件为：进料温度：220℃，提升管出口温度：480℃，剂油比为13，反应器顶部压力：0.3MPa；

S7、催化裂解的反应产物进入分馏吸收稳定系统，得到气体馏分、石脑油、重质油分；所述分馏吸收稳定系统主要由分馏塔、吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔塔底收集重质油分，从分馏塔顶分离出的富气中带有石脑油组分，而分馏塔底分离出的粗石脑油中则溶解有C3、C4组分。作为优选，用粗石脑油充当溶剂对富气进行吸收，将富气和粗石脑油最终分离成气体馏分、石脑油。

S8、步骤S6产生的石脑油进入步骤S3所述的芳烃抽提单元处理；分馏所得的气体馏分进入步骤S2所述的气体精分离单元处理；

S9、步骤S6分馏所得的重质循环油以及油浆被送回加氢反应单元进一步反应、转化。

实施例3

如图4所示，本实施例在实施例1的基础上，与丁烯芳构化反应器相结合，该工艺属于在丁烯的处理量、芳烃的市场均适用的条件下的一种局部工艺优化，并不影响本专利的保护范围。

当劣质重油中康氏残炭的含量＜15％、金属杂质含量＜150ppm时，采用1台沸腾床串联的组合加氢技术进行原料预处理，整个流程描述如下：

S1：劣质重油通过主管道14泵入加氢反应单元的加氢反应二区10，关闭第一进料管112、第二进料管122、第二串联管121，劣质重油通过第三进料管132进入第二沸腾床13，分别与氢气混合后进行反应加氢；催化剂为Ni-Mo基微球型催化剂，反应条件为：反应压力20MPa、入口温度260℃、体积空速1.2h^-1、反应温度380℃、氢油比600:1Nm³/m³。

S2：对加氢劣质重油进行分馏，分馏后得到重油组分、气体组分及石脑油；将分馏所得的气体组分进入气体精分离单元处理，分离得到氢气、甲烷、乙烯、丁烯等，其中氢气可供步骤S1中加氢反应使用，收集乙烯供外售；

S3：步骤S3分离出的丁烯可进入芳构化反应器进行芳构化反应，具体反应条件：反应压力为0.4MPa、入口温度330℃、体积空速0.6h^-1，采用催化剂为无粘结剂NaZSM-5分子筛；

S4：步骤S2分离出的C2+烷烃等气体泵入蒸汽裂解装置内进行蒸汽裂解反应，反应条件为：反应总压0.1Mpa，反应温度800℃，停留时间0.5s；

S5：步骤S2分馏所得的石脑油与步骤S3的反应产物如C6-C8非芳组分以及C5组分合并后进入芳烃抽提单元处理，分离得到轻芳烃如苯、甲苯、二甲苯等产品以及非芳烃组分和C8+芳烃组分，其中C6-C8非芳组分以及C5组分与步骤S5中所述的C2+烷烃共同进入蒸汽裂解装置；

S6：步骤S2分馏的重油组分与步骤S5中的C8+馏分共同进入催化裂解重油双提升管反应器内进行流化催化裂解的不分区进料反应，反应条件为：进料温度：195℃，提升管出口温度：530℃，剂油比为11，反应器顶部压力：0.45MPa；

S7、催化裂解的反应产物进入分馏吸收稳定系统，得到气体馏分、石脑油、重质油分；所述分馏吸收稳定系统主要由分馏塔、吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔塔底收集重质油分，从分馏塔顶分离出的富气中带有石脑油组分，而分馏塔底分离出的粗石脑油中则溶解有C3、C4组分。作为优选，用粗石脑油充当溶剂对富气进行吸收，将富气和粗石脑油最终分离成气体馏分、石脑油。

S8、步骤S6产生的石脑油进入步骤S5所述的芳烃抽提单元处理；分馏所得的气体馏分进入步骤S2所述的气体精分离单元处理；

S9、步骤S6分馏所得的重质循环油以及油浆被送回催裂解重油提升管进一步反应、转化。

对比例1

采用CN101747935B中实施例1的技术方案用蜡油+减压蒸馏生产低碳烯烃和单环芳烃，所得催化裂解气体经精馏后得乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃，所得催化裂解石脑油经抽提得单环芳烃；所得油浆抽出装置或循环回催化裂解装置进行回炼。

对比例2

对比例2中的操作过程、操作条件及操作参数均与实施例1相同，所不同的是，在步骤S3中，劣质重油不经过分馏处理，直接进行催化裂化反应。

其中，低碳烯烃产率＝(整个工艺中生成的乙烯质量+丙烯质量+丁烯质量)/原料油质量×100％；轻芳烃产率＝(整个工艺中生成苯质量+甲苯质量+二甲苯质量)/原料油质量×100％；焦炭生成率＝整个工艺中生成焦炭/原料油质量×100％；重油转化率＝1-(整个工艺产生的废渣质量+未反应的重油质量)/原料油质量×100％。

与对比例相比，实施例1-3的低碳烯烃产率、轻芳烃产率及原料油转化率，均有提高，且具有统计学意义(p＜0.01)。在实施例3中，在原反应系统的基础上，将产生的丁烯进行芳构化反应，低碳烯烃产率有略有下降，而同时轻芳烃的产率则小幅提高，在基本不增加成本的前提下，产品的附加值更高，具有良好的经济效益。同时实施例1-3在设备运转过程中的焦炭生成率，相比对比例1-2均有不同程度的降低。

应当理解，上述示例仅为说明本发明的技术构思及特点，其目的在于供本领域技术人员了解本发明的内容并据此决策实施，而并非是具体实施方式的穷举，不能以此限制本发明的保护范围。凡根据本发明的技术方案进行局部修改或者局部等效替换、而未脱离本发明技术方案的宗旨和范围，其均应包含在本发明的权利要求范围当中。