CN102465034A

CN102465034A - 一种劣质渣油的加工方法

Info

Publication number: CN102465034A
Application number: CN2010105363060A
Authority: CN
Inventors: 吴锐; 翁延博; 耿新国; 刘铁斌; 李洪广; 张庆军; 关明华
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2010-11-04
Filing date: 2010-11-04
Publication date: 2012-05-23
Anticipated expiration: 2030-11-04
Also published as: CN102465034B

Abstract

本发明公开了一种劣质渣油的加工方法，包括：渣油和任选的重馏分油进行上流式加氢反应，反应流出物与催化裂化回炼油混合进行滴流床加氢反应，反应产物分离得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油，加氢渣油与任选的减压瓦斯油进行催化裂化反应，催化裂化反应产物分离为得到汽油、柴油、催化裂化回炼油和催化裂化油浆，所得的催化裂化回炼油循环至滴流床反应器入口。与现有技术相比，本发明方法可以使渣油加氢处理和催化裂化更有效地组合，并且实施效果更好，同时可以延长反应装置的运转周期。

Description

一种劣质渣油的加工方法

技术领域

本发明涉及一种将渣油轻质化的加工方法，更具体地说，是一种联合渣油加氢处理和催化裂化两种工艺方法处理高硫、高金属含量渣油原料的方法。

技术背景

随着经济的发展，对轻质油的需求日益增加，对重质燃料油的需求却逐步减少，同时原油变重变劣的趋势却越来越明显，因此渣油的最大量转化成为炼油企业追求的主要目标之一。

在渣油轻质化的各种工艺方法中，将渣油首先进行加氢处理，然后加氢尾油进行催化裂化加工是一种较好的工艺过程。渣油经加氢处理脱除金属、硫、氮等杂质后，提高了氢含量，可作为优质的重油催化裂化原料，将渣油进行驻分轻质化转化。因此现有将渣油加氢尾油直接作为重油催化裂化原料的工艺得到越来越普遍的应用。但在该组合工艺中，催化裂化回炼油是循环至催化裂化装置中进一步加工。由于回炼油含有多环芳烃，因而轻油收率低，生焦量大，增加了再生器负荷，降低了重油催化裂化装置的处理量及经济效益。另外回炼油的硫含量较高，约比加氢尾油高出一倍，回炼油循环也使得产品硫含量上升。

渣油加氢已开发了四种工艺类型，即固定床、沸腾床(膨胀床)、浆液床(悬浮床)和移动床。沸腾床、移动床的投资较高，操作难度大。悬浮床目前还尚未进行工业应用。固定床工艺因操作性较其它加氢工艺好，技术成熟，因而发展较快。但在固定床渣油加氢过程中，如果原料中的金属杂质含量过高，由于金属的沉积，催化剂床层会逐渐堵塞，压力降快速升高，使装置频繁停工并更换催化剂。

CN1119397C公开了一种渣油加氢处理-催化裂化组合工艺方法，是渣油和澄清油一起进入渣油加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应得到的加氢渣油进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，回炼油在催化裂化装置内部循环；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。由于油浆全馏分进入渣油加氢处理装置，油浆中的易生焦物将会增加加氢催化剂的积炭，降低了加氢催化剂的活性和操作周期，因而因未加氢的回炼油在催化裂化装置中进一步加工将导致催化裂化装置生焦量增加。

CN1165601C公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合的方法，是渣油和油浆蒸馏物、催化裂化回炼油、任选的馏分油一起进入加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应；反应所得回炼油进入渣油加氢装置，蒸馏油浆得到蒸出物返回至加氢装置。该方法能将油浆和回炼油转化为轻质油品，提高了汽油和柴油的收率。但该方法不能加工高金属含量的渣油，或者是加工高金属含量的渣油时，操作周期短。

CN101519603A公开了一种高硫、高金属渣油的加氢处理方法，是渣油和催化裂化回炼油、油浆蒸馏物依次进入上流式(UFR)加氢处理装置和固定床加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应；反应所得回炼油进入渣油加氢装置，蒸馏油浆得到蒸出物返回至加氢装置。该方法虽然能加工高硫、高金属含量的渣油，但UFR反应器由于自身的特点，其氢油体积比较低，使得UFR反应器中的催化剂处于相对缺氢的环境中，实践表明，CN101519603A的技术路线对UFR反应器的稳定操作有明显影响，主要表现为UFR反应器的运转周期明显缩短。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种高硫、高金属渣油的加氢处理方法，是一种能使渣油加氢处理和催化裂化更有效地组合并且实施效果更好的方法，进而延长反应装置的运转周期。

本发明劣质渣油的加工方法，包括如下步骤：

(1)渣油和任选的重馏分油，以及任选的分离出固体粉尘的催化裂化油浆，在氢气存在下，进入上流式反应器，与上流式加氢催化剂接触进行加氢处理反应，中间反应产物不经分离；

(2)步骤(1)所得的中间反应产物与催化裂化回炼油混合后，进入滴流床反应器，与加氢处理催化剂接触进行加氢处理反应，分离滴流床反应器的反应产物得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油；

(3)步骤(2)所得的加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，分离反应产物得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回炼油和催化裂化油浆，所得的催化裂化回炼油循环至滴流床反应器入口。

本发明提供的方法具体说明如下：

(1)渣油加氢步骤

渣油加氢装置的原料是渣油和重馏分油。所述的渣油是常压渣油和/或减压渣油。所述的重馏分油为减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油中的一种或几种，优选减压瓦斯油。优选地，在所述的渣油和重馏分油的混合物中，以重量百分比计，其中重馏分油的含量为2％～50％，其混合物的粘度(100℃)不大于400平方毫米/秒。

渣油加氢装置至少包括一个上流式反应器、至少一个滴流床反应器和一个分馏塔。上流式反应器的物流方向是由下向上流动，反应器内液相连续，气相鼓泡通过催化剂床层，床层中催化剂略微膨胀。渣油加氢装置的原料和氢气可以混合后从上流式反应器底部进料，也可以分别从上流式反应器下部侧面和底部进料。优选的进料方式是渣油加氢装置的原料和氢气混合后一起从上流式反应器底部进料。使整个催化剂床层产生轻微膨胀，从而减缓催化剂床层压力降的增长速度，延长装置的运转周期。同沸腾床、移动床和悬浮床相比，上流式反应器又具有投资低，操作简单等特点。

所述的上流式反应器中装填上流式反应催化剂，具有一个或多个催化剂床层。存在多个催化剂床层时，所述床层的数目为2～4个。

所述上流式反应器催化剂可以是球形，亦可以是齿球形，优选齿球形。所述的齿球形，是指载体的形状为球形，表面开设若干个齿。本发明所述的齿球形催化剂具有较好的活性，尤其在装入工业反应器中，具有装填均匀，没有短路、沟流现象，从而减少床层压力降，克服了圆柱形及三叶草形催化剂床层压力降增大的缺点。

滴流床反应器可以设置一个，也可以设置二至五个串联使用，根据装置规模及原料性质和加氢脱杂质要求具体确定。

由于渣油加氢反应过程受扩散控制，原料油的粘度和反应物分子大小对其反应性能有很大的影响，对上流式反应器来说，粘度的影响更为显著。因此本发明使用减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油中的一种或几种作为渣油的稀释油，优选减压瓦斯油。UFR反应器由于自身的特点，其氢油体积比较低，使得UFR反应器中的催化剂处于相对缺氢的环境中，使用催化裂化回炼油做稀释剂时，虽然可以达到稀释渣油降低粘度的目的，但应用时发现会造成上流式反应器操作恶化，运转周期缩短的不足。

所述的上流式催化剂，活性组分为氧化钼、氧化钨、氧化钴和氧化镍中的一种或几种，各组分以催化剂的总重量为基准，氧化钼和/或氧化钨的含量为1％～15％，钴和/或镍的含量为0.5％～8％，可以含有适宜的助剂，余量为氧化铝载体。

所述的氧化铝载体为一种双峰孔的氧化铝载体，其孔容为0.5～1.5毫升/克，比表面积为120～350米²/克，孔直径在10～30纳米的孔容占总孔容40％～90％，孔直径在100～2000纳米的孔容占总孔容7％～30％。为了兼顾到反应物分子的扩散过程和反应所需的活性表面，具有大孔及中孔的双峰孔分布的催化剂在加氢脱金属反应过程中表现出了较佳的性能。

本发明优选的上流式反应器催化剂，一方面是具有双峰孔分布的催化剂，在加氢脱金属反应过程中有很好的性能，另一方面采用了齿球的形状，增加了催化剂之间的空隙率，能够使渣油原料中的金属能均匀地沉积在整个上流式催化剂床层，避免全部沉积在入口处而造成的压降快速上升。因此采用本发明优选的上流式反应器催化剂能减缓催化剂的失活速率，延长催化剂的运转周期。

上流式催化剂处理得到的中间反应产物不经分离，与催化裂化回炼油混合后，与固定床催化剂接触进行加氢处理反应。在所述的中间反应产物和催化裂化回炼油的混合物中，以重量百分比计，其中催化裂化回炼油的含量为2％～30％。

所述滴流床反应器为固定床反应器形式，反应物料从反应器顶部进入反应器，反应后产物从底部排出反应器。滴流床反应器可以包括一个或多个，并且在每个反应器中具有一个或多个催化剂床层。在存在多个反应器时，所述反应器的数目为2～5个，在存在多个催化剂床层时，每个反应器内床层的数目为2～5个。当使用两个或两个以上滴流床反应器时，催化裂化回炼油可以进入任意一个滴流床反应器，也可以按任意比例分别进入不同的滴流床反应器，优选地，每个滴流床反应器进入的催化裂化回炼油的量为总催化裂化回炼油重量的30％～80％。

所述固定床反应器中装填固定床加氢催化剂。固定床加氢催化剂可是各种不同功能加氢催化剂的匹配组合。所述的加氢催化剂活性金属组分选自第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属，载体选自氧化铝、二氧化硅和无定形硅铝中一种或几种。其中金属组分优选镍-钨、镍-钨-钴、镍-钴或钴-钼的组合。

所述上流式反应器催化剂和固定床反应器催化剂的装填比例(体积)为20∶80～60∶40，优选40∶60～55∶45。

所述的加氢处理反应条件为：氢分压5.0～22.0MPa、反应温度320～450℃、上流式反应器的原料液时体积空速为0.1～3.0小时^-1、氢油体积比200～2000Nm³/m³。

渣油加氢处理反应产物中的气体可以作为制氢原料或炼厂气，加氢石脑油可作为催化重整装置或蒸汽裂解制乙烯装置的原料，加氢柴油是理想的柴油产品调合组分，加氢渣油的沸点范围为＞350℃，可全部作为催化裂化装置的进料。

(2)催化裂化步骤

步骤(1)所得的加氢渣油与任选的常规催化裂化原料油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，分离反应产物得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回炼油和催化裂化油浆。

催化裂化装置可以是一套或一套以上，每套装置至少包括一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。催化裂化反应器一般为提升管反应器，或提升管和床层反应器的结合。

催化裂化反应条件一般为：反应温度470～650℃、反应时间0.5～5秒、催化剂与原料油的重量比3～10，催化剂再生温度650～800℃。

催化裂化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的重量含量分别为：沸石5％～50％、无机氧化物5％～95％、粘土0～70％。

沸石作为活性组分，可以选自Y型沸石、稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、ZSM系列沸石和ZRP沸石中的一种或几种。

无机氧化物作为粘结剂，选自二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化铝(AL₂O₃)。

所述粘土作为基质，即载体，选自高岭土和/或多水高岭土。

在催化裂化装置所得产品中：催化裂化汽油是理想的汽油产品调和组分；如果催化裂化柴油十六烷值足够高，可以直接掺入柴油产品中，否则需经加氢处理以提高其十六烷值。催化裂化回炼油过滤后循环至固定床反应器入口进一步加工；催化裂化油浆可直接送出装置，也可经蒸馏分离后得到蒸出物和残余物，所得到的蒸出物可循环至上流式反应器入口。所述的蒸出物沸点范围为400～500℃。催化裂化油浆也可以采用其它方式除去固体粉尘后循环使用，如采用澄清或过滤等方法处理。

(3)催化裂化回炼油中如果有固体杂质，可以进一步脱除后循环使用

所述的脱除固体杂质的催化裂化回炼油中固体杂质含量小于30μg/g，优选小于15μg/g，更优选小于5μg/g。所述的脱除固体杂质的催化裂化回炼油中粒径小于5微米的颗粒物占剩余固体杂质总重量的95％，优选的脱除固体杂质的催化裂化回炼油中粒径小于3微米的颗粒物占剩余固体杂质总重量的95％。

与馏分油加氢装置相反的是，渣油加氢处理装置一般后部催化剂床层积炭严重，而且越接近反应器出口积炭越多。这主要是因为胶质及油分加氢饱和速度快，而沥青质加氢饱和速度慢，并且容易断掉侧链，只剩芳香度极高的芳核，因而在饱和度越来越高的环境溶剂中溶解度越来越小，最后非常容易沉积在催化剂上形成积炭。加入催化裂化回炼油后，将可提高周围溶剂对沥青质的胶溶能力，减少其在后部催化剂上的沉积，延长催化剂的使用寿命。另外催化裂化回炼油中多环芳烃的部分加氢产物是很强的供氢剂，可减少渣油热自由基缩合，抑制结焦前驱物的生成。这些都可大大减少催化剂的积炭，降低了失活速率，延长了操作周期。如果将催化裂化回炼油进入上流式反应器，则不具有该效果，同时还会使上流式反应器操作恶化，影响上流式反应器的运转周期。

在催化裂化装置中，传统操作模式是催化裂化回炼油在催化裂化装置中自身循环。由于回炼油含多环芳烃，因而轻油收率低，生焦量大，增加了再生器负荷，降低了催化裂化装置的处理量及经济效益。当催化裂化回炼油先循环到固定床反应器和渣油一起加氢时，回炼油中的多环芳烃得到饱和，再到催化裂化装置中加工，轻质油收率应该得到提高，生焦量降低。因此将催化裂化回炼油循环到固定床中加工后在作为催化裂化原料，对UFR反应器、固定床反应器和催化裂化装置均带来明显改善。

本发明可以处理高硫、高金属含量的渣油，在渣油加氢装置通过上流式反应器和固定床反应器的组合，能避免金属沉积造成的固定床加氢催化剂活性下降和固定床催化剂床层堵塞等问题，有效缓解固定床催化剂床层压降的上升速度，从而实现装置的长周期运转。同时，将催化裂化回炼油从固定床入口引入，而不从上流式反应器引入，消除了上流式反应器操作不稳定的隐患。

附图说明

图1为本发明质渣油的加工方法工艺流程示意图。

具体实施方式

本发明方法中，催化裂化回炼油中所含的少量催化裂化催化剂会对渣油加氢处理催化剂造成损害。渣油加氢处理装置所采用的催化剂一般为中性或弱酸性催化剂，当回炼油中所包含的强酸性的催化裂化催化剂随回炼油进入渣油加氢处理反应器后，将会造成渣油的裂化和结焦。围绕催化裂化催化剂粉尘所形成的结焦将会堵塞催化剂床层，造成反应器压降上升。更为严重的是这些催化裂化催化剂将会造成渣油中沥青质的裂化分解，形成一些有活性的自由基和结焦前驱物等物质，这些有害物质将会造成后部渣油加氢处理催化剂严重的结焦，影响渣油加氢处理催化剂的加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱残炭活性，造成渣油加氢处理产品质量变差，并影响渣油加氢处理催化剂寿命，缩短装置操作周期。同时，渣油加氢处理催化剂上的结焦也使得催化剂床层压降过快上升，操作周期缩短。因此在催化裂化回炼油进入固定床反应器前必须尽可能将其中的催化裂化剂粉尘脱除掉。

催化裂化回炼油选用精细过滤、离心分离、絮凝分离、蒸馏或闪蒸分离中的一种方法或任几种方法组合来脱除固体杂质，优选精细过滤。

催化裂化油浆经蒸馏分离得到蒸出物和残余物后，其中油浆的蒸出物沸点范围为400～500℃，以重量百分比计，催化裂化油浆的蒸出物占催化裂化油浆全馏分的15％～85％。油浆的残余物沸点视蒸出物收率而定，一般大于480℃，以重量百分比计，残余物占催化裂化油浆全馏分的15％～85％，残余物可以作为燃料油或道路沥青的调和组分。

下面结合附图进一步说明本发明方法的工艺流程。

渣油1和馏分油2混合，然后与氢气3一起进入渣油加氢处理装置的上流式反应器4的底部，与上流式反应器催化剂接触进行反应，其反应生成物不经分离与脱除固体杂质的催化裂化回炼油和/或与脱除固体杂质的催化裂化油浆一起进入固定床反应器7的顶部，在固定床加氢催化剂存在下进行加氢处理反应，其反应生成物进入分馏塔9进行分离，分馏为气体、加氢石脑油和加氢柴油引出装置，加氢渣油和任选的减压瓦斯油30一起进入催化裂化装置15，在裂化催化剂存在下进行反应，分离催化裂化产物，得到干气、液化气、汽油、柴油、回炼油和油浆，其中干气、液化气、汽油和柴油引出装置，回炼油进入过滤器27脱除固体杂质，脱除固体杂质的催化裂化回炼油循环至固定床反应器7；催化裂化油浆可引出装置或进入蒸馏装置23，在蒸馏装置23中分离出的残余物引出装置，催化裂化油浆的蒸出物可进入上流式反应器4，或者部分进入过滤器27脱除固体杂质，然后与脱除固体杂质的催化裂化回炼油一起循环至固定床反应器7。

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。

实施例中所使用的上流式反应器催化剂牌号为FZC-10UH，由中国石化催化剂分公司抚顺催化剂厂生产，实施例中所使用的固定床反应器催化剂牌号为FZC-103、FZC-28、FZC-34A、FZC-41A，其中FZC-103由营口凯德利化工有限责任公司生产、FZC-28由中国石化催化剂分公司抚顺催化剂厂生产，FZC-34A，FZC-41A由山东公泉化工股份有限公司生产。

实施例1

实施例1的渣油加氢装置包括四个反应器，一个上流式反应器(UFR)和三个固定床(滴流床)反应器，上流式反应器中装填上流式反应器催化剂FZC-10UH，第一固定床反应器(简称固定床一反)中装填保护剂FZC-103和脱金属催化剂FZC-28，第二定固定反应器(简称固定床二反)中装填脱硫催化剂FZC-34A，第三固定床反应器(简称固定床三反)中装填脱氮催化剂FZC-41A。其中上流式反应器催化剂∶保护剂∶脱金属催化剂∶脱硫催化剂∶脱氮催化剂的装填比例(体积)为42∶1∶12∶30∶15，即上流式反应器催化剂与固定床反应器催化剂的装填比例为42∶58。

实施例1所用的原料A为减压渣油、减压蜡油和催化裂化油浆蒸出物的混合物，三者混合的质量比为85∶10∶5，其性质见表1。原料油A与氢气混合后进入上流式反应器进行反应，反应条件如表2所示，反应得到的中间反应产物不经分离，与脱除固体杂质的催化裂化回炼油混合，中间反应产物与回炼油混合的质量比为100∶5，混合物流进入固定床反应器进行反应，反应条件如表2所示，反应产物性质及产品分布如表2所示。预计操作周期达到18个月。

将加氢渣油(＞350℃)与VGO按照90∶10的比例混合后进入催化裂化装置。催化裂化试验是在小型提升管催化裂化装置上进行，催化裂化装置的操作条件为反应温度510℃，反应总压力为0.14MPa，剂油比为5.5。催化裂化反应结果见表3。

对比例1

与实施例1相比，本对比例回炼油是从UFR反应器入口与原料油A混合后进入UFR反应器的，原料油A与回炼油混合的质量比为100∶5，混合物流与氢气混合后依次进入上流式反应器和滴流床反应器进行反应，反应条件如表2所示，反应产物性质及产品分布如表2所示。运转1000小时后固定床反应器的压降较实施例1增加0.02MPa，预计操作周期较实施例1少2个月。

将加氢渣油(＞350℃)与VGO按照90∶10的比例混合后进入催化裂化装置。催化裂化试验是在小型提升管催化裂化装置上进行，催化裂化装置的操作条件为反应温度510℃，反应总压力为0.14MPa，剂油比为5.5，催化裂化反应结果见表3。由表3可见，汽油和柴油收率较实施例1减少0.8个百分点，生焦量较实施例1增加0.2个百分点。

对比例2

与实施例1相比，本对比例中不混合回炼油进行加氢处理，原料油A与氢气混合后依次进入上流式反应器和固定床反应器进行反应，反应条件如表2所示，反应产物性质及产品分布如表2所示。运转1000小时固定床反应器的压降较实施例1增加0.04MPa，预计操作周期较实施例1少3个月。另外由于回炼油未进行加氢处理，这部分物料也无法转化为轻质油品。

将加氢渣油(＞350℃)与VGO按照90∶10的比例混合后进入催化裂化装置。催化裂化试验是在小型提升管催化裂化装置上进行，催化裂化装置的操作条件为反应温度510℃，反应总压力为0.14MPa，剂油比为5.5，催化裂化反应结果见表3。由表3可见，汽油和柴油收率较实施例1减少1.9个百分点，生焦量较实施例1增加1.7个百分点。

实施例2

实施例2的渣油加氢装置包括四个反应器，一个上流式反应器和三个固定床反应器，上流式反应器中装填上流式反应器催化剂FZC-10UH，固定床一反装填保护剂FZC-103和脱金属催化剂FZC-28，固定床二反装填脱硫催化剂FZC-34A，固定床三反装填脱氮催化剂FZC-41A。其中上流式反应器催化剂∶保护剂∶脱金属催化剂∶脱硫催化剂∶脱氮催化剂的装填比例为34∶0.5∶9.5∶36∶20，即上流式反应器催化剂与固定床反应器催化剂的装填比例为34∶66。

实施例2所用的原料B为减压渣油、减压蜡油和催化裂化油浆蒸出物的混合物，三者混合的质量比为75∶15∶10，其性质见表1。原料油B与氢气混合后进入上流式反应器进行反应，反应条件如表2所示，反应得到的中间反应产物不经分离，与脱除固体杂质的催化裂化回炼油混合，中间反应产物与回炼油混合的质量比为100∶10，反应条件如表2所示，反应产物性质及产品分布如表2所示。预计操作周期达到17个月。

将加氢渣油(＞350℃)与VGO按照90∶10的比例混合后进入催化裂化装置。催化裂化试验是在小型提升管催化裂化装置上进行，催化裂化装置的操作条件为反应温度510℃，反应总压力为0.14MPa，剂油比为5.5，催化裂化反应结果见表3。

表1

原料油名称	减压渣油	A	B
				原料组成，重％
减压渣油	100	85	75
				减压蜡油		10	15
油浆蒸出物		5	10
				密度(20℃)，Kg/m³	1025	1017	1012
粘度(100℃)，mm²/s	1420	370	286
				硫，重％	4.55	4.09	3.79
氮，μg/g	3500	3425	3350
				残炭，重％	23.5	20.2	18.0
镍，μg/g	36	31	27
				钒，μg/g	123	105	92
沥青质，重％	6.6	5.6	5.0

表2

表3

	实施例1	对比例1	对比例2	实施例2
					催化裂化工艺条件
反应压力，MPa	0.14	0.14	0.14	0.14
					反应温度，℃	510	510	510	510
剂油比	5.5	5.5	5.5	5.5
					催化裂化产品分布，重％
干气	2.8	3.0	2.6	3.3
					液化气	10.2	10.3	8.5	10.6
汽油	43.9	43.4	40.1	44.9
					柴油	30.8	30.5	32.7	29.6
油浆	7.7	8.0	9.8	7.2
					焦炭	4.6	4.8	6.3	4.4

上流式渣油加氢稳定性试验

为了进一步考察本发明的工艺技术对上流式反应器温升和压降的影响，分别对实施例1和对比例1进行了稳定性寿命试验，结果见表4。

表4上流式渣油加氢稳定性试验

从表3可以看出，本发明的工艺技术能够有效改善上流式反应器的温升和压降，从而延缓催化剂结焦和有效防止床层热点的产生，并能改善上流式反应器反应环境，延长催化剂的使用寿命。

Claims

1.一种劣质渣油的加工方法，其特征在于包括如下步骤：

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(1)中的重馏分油为减压瓦斯油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的一种或几种，渣油和重馏分油的混合物中，以重量百分比计，其中重馏分油的含量为2％～50％。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：上流式反应器中装填上流式反应催化剂，上流式反应器催化剂是球形或者齿球形，活性组分以催化剂的总重量为基准，氧化钼和/或氧化钨的含量为1％～15％，钴和/或镍的含量为0.5％～8％。

4.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于：上流式反应催化剂的孔容为0.5～1.5毫升/克，比表面积为120～350米²/克，孔直径在10～30纳米的孔容占总孔容40％～90％，孔直径在100～2000纳米的孔容占总孔容7％～30％。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(2)中，中间反应产物和催化裂化回炼油的混合物中，以重量百分比计，催化裂化回炼油的含量为2％～30％。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：滴流床反应器为固定床反应器形式，反应物料从反应器顶部进入反应器，反应后产物从底部排出反应器，滴流床反应器包括2～5个。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于：催化裂化回炼油进入任意一个滴流床反应器，或者按任意比例分别进入不同的滴流床反应器，优选地，每个滴流床反应器进入的催化裂化回炼油的量为总催化裂化回炼油重量的30％～80％。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：上流式反应器催化剂和固定床反应器催化剂的装填比例为20∶80～60∶40，优选40∶60～55∶45。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢处理反应氢分压为5.0～22.0MPa，反应温度为320～450℃，上流式反应器的原料液时体积空速为0.1～3.0小时^-1，氢油体积比为200～2000Nm³/m³。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：催化裂化反应温度为470～650℃，反应时间为0.5～5秒、催化剂与原料油的重量比为3～10，催化剂再生温度为650～800℃。