CN105001908B - 劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法及系统，该方法将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合在一起，最大限度地将劣质原油转化成柴油、高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)以及石油焦。本发明所得产品种类多，可满足多领域发展需要，且可简化工艺流程，降低整体能耗。
Description
技术领域
本发明属于炼油、石油化工、煤化工领域，涉及一种劣质原油轻质化的方法，具体地说是将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合的轻质化工艺方法。
背景技术
随着世界范围内的原油性质变重、变劣，以及经济持续发展的要求和环保法规的日益严格，人们对轻质清洁燃料的需求越来越大，这些都要求对现有的炼油技术进行完善和改进，以最低的成本加工劣质原油生产出符合要求的产品。
因劣质原油黏度高、比重大、重金属和含硫量以及胶质、沥青质高，利用现有的炼油技术进行劣质原油加工，存在汽油和柴油收率低，热能损耗大，设备投资高等不利因素。根据劣质原油的特点，采用新技术，将劣质原油最大限度地转化成轻质油品，且简化工艺流程，整体能耗低，对我国经济持续发展有重大意义。
芳烃是一种生产化纤和许多化工产品的重要化工原料，利用劣质原油生产芳烃(PX原料)对满足我国经济发展有着一定意义。
石油焦是生产电极、石墨、碳素、核反应堆减速棒等的材料，在工业、国防、医疗、航天和原子能等方面也有广泛的用途，是一种对国民经济和科学技术发展有重要影响的材料。利用劣质原油生产石油焦对满足我国经济和科学技术发展有着重要意义。
随着国民经济持续发展，人民生活水平日益提高以及环保法规的日益严格，利用劣质原油生产高辛烷值汽油，对满足我国经济发展和人民生活水平日益提高以及环保法规的日益严格要求有着一定意义。
专利CN1746265A公开了一种劣质油料催化裂化的加工工艺。劣质油料经催化裂化得到的轻柴油馏分返回催化裂化装置进行回炼，得到的重柴油馏分进行溶剂抽提，抽提出的重芳烃作为产品，抽余油返回催化裂化装置回炼。该工艺方法对劣质原油轻质化不够充分，对催化裂化油浆没有充分利用。
发明内容
本发明的目的是在现有技术基础上，提供一种劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合的轻质化工艺方法。最大限度地将劣质原油转化成轻质油品、芳烃(PX原料)和石油焦，简化工艺流程，降低整体能耗。
本发明的目的是通过以下方式实现的：
一种劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法，该方法包括劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫过程，具体步骤如下：
(a)劣质原油预处理：将劣质原油进行水洗、脱盐、脱水和脱固体，换热到200℃～250℃，再通过加热炉加热到360℃～390℃，进入常压分馏塔：分离出气体、石脑油、柴油、330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油；
(b)重质原料处理：将步骤(a)得到的＞350℃渣油加热到495℃～500℃后，进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气，油气送回步骤(a)的常压分馏塔；
(c)催化轻质化：步骤(a)得到的330℃～350℃常压瓦斯油在催化剂的作用下发生裂化反应，从而得到干气、液化气、石脑油、柴油和重组分；重组分进行步骤(b)的重质原料处理；
(d)重整轻质化：将步骤(a)和步骤(c)得到的石脑油进入重整反应器，在催化剂的作用下进行反应(发生裂化反应，脱氢反应、烷烃异构化、芳烃脱烷基、烃类氢解)，得到的反应产物经分馏得到富氢气体和轻石脑油，轻石脑油经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃；芳烃可作为PX原料。
(e)气体脱硫：步骤(a)分离出的气体以及步骤(c)得到的干气以及步骤(d)得到的富氢气体分别进行脱硫。
上述劣质原油为石蜡基劣质原油或中低温煤焦油或含有中低温煤焦油的石蜡基劣质
原油。上述石蜡基劣质原油为原始油藏温度下脱气油粘度为10000～50000mPa.s、相对密度大于0.93、硫含量大于2.0％的石蜡基劣质原油；所述的中低温煤焦油的热解温度分别为700℃～900℃和500℃～700℃。
上述劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法步骤(c)中所采用的催化剂选自分子筛、耐热无机氧化物、分子筛与粘土组合物、耐热无机氧化物与粘土组合物、分子筛、耐热无机氧化物和粘土组合物中的一种或多种；优选催化剂为分子筛中的一种或多种。分子筛裂化催化剂的活性高，生焦量少，汽油产率高、转化率高。所采用的分子筛可选自含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石，丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，优选具有五元环结构的高硅沸石是ZSM-5沸石或ZRP沸石；
耐热无机氧化物可选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的一种或几种；
粘土可选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和硼润土中的一种或几种。
所述的劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法中，步骤(c)中裂化反应条件为：反应温度470℃～550℃，优选反应温度480℃～500℃，再生温度600℃～800℃，优选再生温度700℃～750℃，催化剂与330℃～350℃常压瓦斯油的质量比3～18，优选质量比8～12，反应时间0.5s～5s，压力0.1MPa～0.5MPa。330℃～350℃常压瓦斯油在催化轻质化单元反应分离后得到干气、液化气、石脑油、柴油以及重组分(重组分包括催化裂化回炼油和油浆)，重组分送至重质原料处理单元。
上述方法中，步骤(a)中先将劣质原油在80℃～140℃条件下脱水、固体沉降后再进行水洗、脱盐、脱水和脱固体。
本发明实现上述方法采用的劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的系统，该系统包括劣质原油预处理单元、气体脱硫单元、重质原料处理单元、催化轻质化单元和重整轻质化单元；
劣质原油预处理单元分别通过管路与重质原料处理单元、催化轻质化单元、重整轻质化单元、气体脱硫单元相连接；
重质原料处理单元通过管路与催化轻质化单元相连接；
催化轻质化单元分别通过管路与重整轻质化单元和气体脱硫单元相连接；
重整轻质化单元通过管路与气体脱硫单元相连接。
其中，劣质原油预处理单元包括原料油储罐、电脱盐罐、换热器、加热炉和常压分馏塔；劣质原油预处理单元的常压分馏塔的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元、重整轻质化单元、催化轻质化单元和重质原料处理单元；
重质原料处理单元包括焦化加热炉和焦炭塔；
催化轻质化单元包括反应器、催化剂再生器和分馏塔；
重整轻质化单元包括重整反应器、稳定分馏塔和芳烃抽提塔；劣质原油预处理单元分馏塔的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备，催化轻质化单元的反应器，重质原料处理单元的焦化加热炉和焦炭塔；劣质原油预处理单元的换热器连接加氢精制装置(15)的出口。
劣质原油预处理单元分馏塔的出口连接加氢精制装置的入口。
催化轻质化单元的分馏塔分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器和气体脱硫单元的气体脱硫设备相连接。
重整轻质化单元的稳定分馏塔出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备的入口相连接。
所述的原料油储罐内设蒸汽加热盘管。
本发明步骤(a)因劣质原油中胶质、沥青质高，轻组分少，所述的预处理单元采用“一炉一塔”流程，由电脱盐罐、换热器、加热炉和常压分馏塔等主要设备组成。劣质原油经过水洗、脱盐、脱水和脱固体后与成品油换热到200℃～250℃(1.2MPa～1.7MPa)用泵送至加热炉，加热到360℃～390℃进入常压分馏塔：分离出的气体进入气体脱硫单元，分离出的石脑油进入重整轻质化单元，柴油作为产品外送到加氢精制装置，分离出330℃～350℃常压瓦斯油进入催化轻质化单元，分离出的＞350℃渣油进入重质原料处理单元。与常规常压蒸馏不同之处在于增加了330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油分离功能，将渣油分成催化轻质化原料和重质原料处理原料油。在满足催化轻质化原料要求的基础上降低重质原料处理单元的处理量，达到节省操作费用和能耗的目的，这是本专利的核心。
本发明步骤(b)所述的重质原料处理单元由加热炉和焦炭塔等主要设备组成，不设分馏装置，生产石油焦。＞350℃渣油由预处理单元的分馏塔底用进料泵送入加热炉，加热到495℃～500℃左右进入焦炭塔的底部，在焦炭塔内进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气。高温油气送到预处理单元的分馏塔，聚结在焦炭塔内的焦炭经水利切焦系统由焦炭塔内送出，作为产品销售。
本发明步骤(c)所述的催化轻质化单元由反应器、催化剂再生器，分馏塔等主要设备组成。催化原料进入反应器，在催化剂的作用下发生裂化反应，大分子裂化成小分子、长链断裂为短链。反应产物进入分馏塔，经分馏得到干气、液化气、汽油、柴油和催化油浆。干气进入气体脱硫单元，石脑油进入重整轻质化单元，液化气、柴油作为产品出售。催化油浆进入重质原料处理单元。催化剂参加反应后进入催化剂再生器，经过烧焦再生后返回到反应器继续使用。
本发明步骤(d)所述的重整轻质化单元主要由重整反应器、稳定分馏塔和芳烃抽提塔组成。来自劣质原油预处理单元和催化轻质化单元的石脑油进入重整轻质化单元的重整反应器，在常规催化剂的作用下发生裂化反应，脱氢反应、烷烃异构化、芳烃脱烷基、烃类氢解等反应。重整反应器中采用的反应温度480℃-550℃，优选500℃-520℃；反应压力1MPa-3MPa，优选1-1.5MPa；体积空速为1-2.5h-1，优选1-2h-1；氢油体积比800-1500Nm3/m3，优选1100-1300Nm3/m3。反应产物进入稳定分馏塔，经分馏得到富氢气体和轻石脑油。轻石脑油进入芳烃抽提塔，经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)。富氢气体进入气体脱硫单元。
本发明所述的劣质原油预处理、催化轻质化单元、重整轻质化单元所产气体全部送入气体脱硫单元，气体脱硫单元所产脱硫气体用作加热炉燃料。劣质原油质量检测按照(GB/T18609-2011原油酸值的测定电位滴定法；SY/T7550-2012原油中蜡、胶质、沥青质含量的测定；GB/T17280-2009原油蒸馏标准试验方法15-理论板蒸馏柱；GB/T17280-2009原油蒸馏标准试验方法15-理论板蒸馏柱)进行，本发明未详细所述的设备及操作方法均可以按照本领域一般知识实现。
与现有技术比较本发明的有益效果：
(1)本发明将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合在一起，最大限度地将劣质原油转化成柴油、高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)以及石油焦。本发明所得产品种类多，可满足多领域发展需要，且可简化工艺流程，降低整体能耗。
(2)劣质原油预处理单元增加了330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油分离功能，将渣油分成催化轻质化原料和重质原料处理原料。在满足催化轻质化原料要求的基础上降低重质原料处理单元的处理量，达到节省操作费用和能耗的目的。
(3)劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化和重整轻质化单元所产气体全部进入气体脱硫单元，脱出H2S后用作加热炉燃料，最大程度利用了体系内部产品。
(4)劣质原油预处理单元将渣油分馏成330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油。330℃～350℃渣油进入催化轻质化单元，不宜用作催化原料的＞350℃渣油经过重质原料处理单元处理后再用于催化轻质化单元原料，既提高石脑油、柴油的收率，又降低了催化轻质化的技术难度和延长催化轻质化单元的操作周期。
(5)劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化单元和气体脱硫单元联合运行，既减少投资，又提高了全厂热量利用率。
附图说明
图1是本发明劣质原油生产芳烃(PX原料)、石油焦和高辛烷值汽油的系统示意图。
其中，1、原料油储罐，2、电脱盐罐，3、换热器，4、加热炉，5、常压分馏塔，6、焦化加热炉，7、焦炭塔，8、反应器，9、催化剂再生器，10、分馏塔，11、重整反应器，12、稳定分馏塔，13、芳烃抽提塔，14、气体脱硫设备，15、加氢精制装置，16、劣质原油预处理单元，17、重质原料处理单元，18、催化轻质化单元，19、重整轻质化单元，20、气体脱硫单元。
具体实施方式
下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步说明。
如图1所示，本发明劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的系统，该系统包括劣质原油预处理单元16、气体脱硫单元20、重质原料处理单元17、催化轻质化单元18和重整轻质化单元19；
劣质原油预处理单元包括原料油储罐1、电脱盐罐2、换热器3、加热炉4和常压分馏塔5；劣质原油预处理单元的常压分馏塔5的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元、重整轻质化单元、催化轻质化单元和重质原料处理单元；
重质原料处理单元包括焦化加热炉6和焦炭塔7；
催化轻质化单元包括反应器8、催化剂再生器9和分馏塔10；
重整轻质化单元包括重整反应器11、稳定分馏塔12和芳烃抽提塔13；
劣质原油预处理单元分馏塔5的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备16，催化轻质化单元的反应器8，重质原料处理单元的焦化加热炉6和焦炭塔7；劣质原油预处理单元的换热器3连接加氢精制装置15的出口。
劣质原油预处理单元分馏塔5的出口连接加氢精制装置15的入口。
催化轻质化单元的分馏塔10分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器11和气体脱硫单元的气体脱硫设备16相连接。重整轻质化单元的稳定分馏塔12出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备16的入口相连接。原料油储罐1内设蒸汽加热盘管。
劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法，具体包括如下步骤：
外来的劣质原油送入原料油储罐(内设蒸汽加热盘管，使用蒸汽将煤焦油加热至90℃进行脱水、固体沉降)储存。劣质原油由储罐用泵送至电脱盐罐，进行水洗、脱盐、脱水和脱固体后与成品油换热到220℃(1.6MPa)用泵送至常压加热炉，加热到380℃进入常压分馏塔：分离出的气体进入气体脱硫单元，分离出的石脑油进入重整轻质化单元，柴油作为产品外送到加氢精制装置，分离出的330℃～350℃常压瓦斯油进入催化轻质化单元，分离出的＞350℃渣油进入重质原料处理单元。
＞350℃渣油与后续催化轻质化单元产生的催化油浆混合后进料泵送入焦化加热炉，加热到495℃～500℃左右进入焦炭塔的底部。在焦炭塔内进行裂解和缩合反应，生成高温油气和焦炭。高温油气送到预处理单元的分馏塔；聚结在焦炭塔内的焦炭经水利切焦系统由焦炭塔内送出，作为产品销售。
来自劣质原油预处理单元和催化轻质化单元的石脑油进入重整轻质化单元的重整反应器，在催化剂的作用下发生裂化反应，脱氢反应、烷烃异构化、芳烃脱烷基、烃类氢解等反应。反应产物进入稳定分馏塔，经分馏得到富氢气体和轻石脑油。轻石脑油进入芳烃抽提塔，经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)。富氢气体进入气体脱硫单元，脱硫单元产生的脱硫气体用作加热炉燃料。
下面通过具体实施例对本发明提供的方法做进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例
全装置总工艺流程采用原料预处理-重油原料处理-催化轻质化-重整轻质化-气体脱硫工艺技术路线。
劣质原油预处理将原油分馏为干气、石脑油、柴油、常压瓦斯油及渣油。干气进入气体脱硫单元，石脑油进入重整轻质化单元，柴油作为产品外送到加氢精制装置，常压瓦斯油进入催化轻质化单元，渣油进入重质原料处理单元；
重质原料处理单元产生的高温油气返回预处理单元的分馏塔，聚结在塔内的焦炭经水力切焦系统由焦炭塔送出，作为产品销售；
催化原料进入催化轻质化单元，在ZSM-5沸石或ZRP沸石作为催化剂的作用下发生裂化反应，经分馏得到干气、液化气、汽油、柴油和催化油浆。干气进入气体脱硫单元，石脑油进入重整轻质化单元，液化气、柴油作为产品出售。催化油浆进入重质原料处理单元。催化剂参加反应后进入催化剂再生器，经过烧焦再生后返回到反应器继续使用；
来自劣质原油预处理单元和催化轻质化单元的石脑油进入重整轻质化单元的重整反应器，反应产物进入稳定分馏塔，经分馏得到富氢气体和轻石脑油。轻石脑油进入芳烃抽提塔，经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)。富氢气体进入气体脱硫单元。
本发明的劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化单元、重整轻质化单元所产气体全部送入气体脱硫单元，气体脱硫单元所产脱硫气体用作加热炉燃料。
实施例采用的原料性质见表1，劣质原油预处理、重质原料处理单元、催化轻质化单元及重整轻质化单元的物料平衡表分别见表2～5。主要操作条件见表6，重整汽油性质见表7，加氢精制柴油及催化柴油的性质见表8，石油焦性质见表9。
对比例
对比例装置总工艺流程采用原料预处理-重油原料处理-催化轻质化-气体脱硫工艺技术路线。采用与实施例相同的原料，与实施例不同的是对劣质原油预处理及催化轻质化单元产生的石脑油没有进行重整轻质化，直馏汽油的抗爆性比较差，敏感度比较小，催化裂化汽油具有较好的抗爆性。直馏汽油和催化裂化汽油的性质见表7。
表1原油性质
| 密度20℃，g/cm3 | 0.9334 |
| C含量，m％ | 87.11 |
| H含量，m％ | 12.3 |
| S含量，m％ | 2.4 |
| N含量，m％ | 0.3 |
| 特性因数，K | 13.5 |
| 残炭，m％ | 6.2 |
| 金属(Ni+V)，μg/g | 30.4 |
| 胶质，m％ | 16.0 |
| 沥青质，m％ | 0.1 |
| 馏程 | |
| 15～200℃ | 7.51 |
| 200～350℃ | 24.55 |
| 350～500℃ | 32.44 |
| >500℃ | 35.5 |
表2劣质原油预处理蒸馏部分物料平衡
表3重质原料处理单元物料平衡
| 序号 | 馏分名称 | 流率×104t/a |
| 原料 | ||
| 1 | 减压渣油 | 96.58 |
| 2 | 催化油浆 | 2.91 |
| 合计 | 99.49 | |
| 产品 | ||
| 1 | 高温油气 | 79.28 |
| 2 | 焦炭 | 19.04 |
| 3 | 损失 | 0.42 |
| 合计 | 99.49 |
表4催化轻质化单元物料平衡
| 序号 | 馏分名称 | 流率×104t/a |
| 原料 | ||
| 1 | 330℃～350℃常压瓦斯油 | 86.77 |
| 产品 | ||
| 1 | 催化干气 | 2.88 |
| 2 | 催化液化气 | 13.45 |
| 3 | 催化汽油 | 40.92 |
| 5 | 催化柴油 | 22.12 |
| 6 | 催化油浆 | 2.91 |
| 7 | 催化烧焦 | 5.12 |
| 8 | 损失 | 0.37 |
| 合计： | 86.77 |
表5重整轻质化单元物料平衡
| 序号 | 馏分名称 | 流率×104t/a |
| 原料 | ||
| 1 | 预处理单元汽油 | 22.38 |
| 2 | 催化汽油 | 40.92 |
| 合计 | 63.3 | |
| 产品 | ||
| 1 | 干气 | 2.71 |
| 2 | 高辛烷值汽油 | 59.19 |
| 3 | 芳烃 | 1.4 |
| 合计 | 63.3 |
表6主要操作条件
| 劣质原油预处理 | |
| 原料油储罐加热温度/℃ | 90 |
| 与成品油换热后温度/℃ | 220 |
| 与成品油换热后压力/MPa | 1.6 |
| 加热炉出口温度/℃ | 380 |
| 重质原料处理单元 | |
| 焦化加热炉出口温度/℃ | 500 |
| 焦炭塔顶操作压力/MPa | 0.18 |
| 催化轻质化单元 | |
| 反应温度，℃ | 500 |
| 再生温度，℃ | 750 |
| 催化剂/原料油，m％ | 10 |
| 反应时间，s | 2 |
| 压力，MPa | 0.2 |
| 重整轻质化单元 | |
| 反应温度，℃ | 505 |
| 反应压力，MPa | 1.2 |
| 体积空速，h-1 | 1.5 |
| 氢油体积比，Nm3/m3 | 1200 |
表7汽油产品性质表
表8柴油产品性质表
表9石油焦性质表
| 名称 | 石油焦 |
| 真密度，g/cm3 | 1.73 |
| 硫含量，wt％ | 2.23 |
| 灰分，wt％ | 0.12 |
| 挥发分，wt％ | 9.33 |
| 水分，wt％ | 15.2 |
Claims (8)
1.一种劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，该方法包括劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫过程，具体步骤如下：
（a）劣质原油预处理：将劣质原油进行水洗、脱盐、脱水和脱固体，换热到200℃~250℃，再通过加热炉加热到360℃~390℃，进入常压分馏塔，分离出气体、石脑油、柴油、330℃~350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油；
（b）重质原料处理：将步骤（a）得到的＞350℃渣油加热到495℃~500℃后，进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气，油气送回步骤（a）的常压分馏塔；
（c）催化轻质化：步骤（a）得到的330℃~350℃常压瓦斯油在催化剂的作用下发生裂化反应，从而得到干气、液化气、石脑油、柴油和重组分；重组分进行步骤（b）的重质原料处理；其中，裂化反应条件为：反应温度470℃~550℃，再生温度600℃~800℃，催化剂与330℃~350℃常压瓦斯油的质量比3~18，反应时间0.5s ~5s，压力0.1 MPa ~0.5Mpa；
（d）重整轻质化：将步骤（a）和步骤（c）得到的石脑油进入重整反应器，在催化剂的作用下进行反应，得到的反应产物经分馏得到富氢气体和轻石脑油，轻石脑油经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃；其中，重整反应器中采用的反应温度480℃-550℃，反应压力1 MPa-3MPa，体积空速1-2.5h-1，氢油体积比800-1500Nm3/m3；
（e）气体脱硫：步骤（a）分离出的气体以及步骤（c）得到的干气以及步骤（d）得到的富氢气体分别进行脱硫。
2.根据权利要求1所述的劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，步骤（a）中先将劣质原油在80℃~140℃条件下脱水、固体沉降后再进行水洗、脱盐、脱水和脱固体。
3.一种用于权利要求1所述的劣质原油生产芳烃、石油焦和高辛烷值汽油的方法的系统，其特征在于该系统包括劣质原油预处理单元、气体脱硫单元、重质原料处理单元、催化轻质化单元和重整轻质化单元；
劣质原油预处理单元分别通过管路与重质原料处理单元、催化轻质化单元、重整轻质化单元、气体脱硫单元相连接；
重质原料处理单元通过管路与催化轻质化单元相连接；
催化轻质化单元分别通过管路与重整轻质化单元和气体脱硫单元相连接；
重整轻质化单元通过管路与气体脱硫单元相连接。
4.根据权利要求3所述的系统，其特征在于，劣质原油预处理单元包括原料油储罐（1）、电脱盐罐（2）、换热器（3）、加热炉（4）和常压分馏塔（5）；劣质原油预处理单元的常压分馏塔（5）的多个出口分别通过管路与重质原料处理单元、催化轻质化单元、重整轻质化单元、气体脱硫单元相连接。
5.根据权利要求3所述的系统，其特征在于，
重质原料处理单元包括焦化加热炉（6）和焦炭塔（7）；
催化轻质化单元包括反应器（8）、催化剂再生器（9）和分馏塔（10）；
重整轻质化单元包括重整反应器（11）、稳定分馏塔（12）和芳烃抽提塔（13）；劣质原油预处理单元的常压分馏塔（5）的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备（14），催化轻质化单元的反应器（8），重质原料处理单元的焦化加热炉（6）和焦炭塔（7）；劣质原油预处理单元的换热器（3）连接加氢精制装置（15）的出口。
6.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，劣质原油预处理单元的常压分馏塔（5）的出口连接加氢精制装置（15）的入口。
7.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，催化轻质化单元的分馏塔（10）分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器（11）和气体脱硫单元的气体脱硫设备（14）相连接。
8.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，重整轻质化单元的稳定分馏塔（12）出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备（14）的入口相连接。
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