CN103059970A - 一种重烃原料加氢处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种重烃原料加氢处理方法。采用上流式反应器与至少一个下流式固定床反应器串联，重烃原料依次通过UFR和下流式固定床反应器，反应流出物经分离和分馏，得到加氢尾油进行催化裂化；设置一台前置反应器，对催化裂化回炼油和/或油浆进行加氢，所得反应流出物的至少一部分与UFR反应流出物混合后进入下流式固定床反应器。本发明方法通过UFR、下流式固定床反应器及前置反应器的协调配合，解决了UFR和下流式固定床反应器结合时运行周期和反应温度不匹配的问题，使下流式固定床反应器的温度分布更合理，充分发挥下流式固定床反应器催化剂的性能，提高催化剂利用率，明显提高了装置的经济效益。

Description

一种重烃原料加氢处理方法

技术领域

本发明涉及一种烃类原料加氢处理技术，具体地说，是涉及一种包括常压渣油和减压渣油在内的重烃原料加氢处理工艺方法。

背景技术

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，将渣油进行部分轻质化转化。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。

在固定床渣油加氢处理技术中，根据反应物流在反应器内的流动方式，反应器类型可分为通常的固定床反应器即向下流动方式反应器和上流式反应器(以下称UFR)。UFR一般设置在固定床反应器（下流方式）之前，可以大幅度降低进入下流式固定床反应器进料中的金属含量，保护固定床反应器催化剂，防止其过早失活。UFR的技术特点是反应物流自下而上流动，使催化剂床层轻微膨胀，因此压力降较小，从而解决常规固定床反应器加工劣质渣油时的初期与末期压力降变化大的问题。UFR能较好地脱除金属杂质，以保护下游的固定床反应器，延长装置运转周期。这种组合工艺能够充分发挥上流式反应区和固定床反应器各自的优点。

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由于自身的特点，其氢油体积比较低，使得UFR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的稳定操作有明显影响，主要表现为UFR的运转周期明显缩短。

催化裂化油浆澄清油、油浆蒸出物和催化裂化回炼油，均是在催化裂化条件下得到的比原料质量更劣质的重烃类。催化裂化反应过程中，氢转移到了轻质产品中，重质反应产物失氢较为严重，形成了以多环芳烃为主要组份的劣质重烃类。这些多环芳烃为主的劣质重烃在高压加氢过程中，失去的氢易于通过加氢过程进入分子中，加氢过程耗氢量大，反应放热量大，由于该反应集中发生在第一个反应器中，因此大大增加了该加氢反应器的温升，并扰动床层物流分布，促使催化剂床层产生热点。特别是对于UFR来说，上述问题更加突出，经常造成整套渣油加氢装置非正常提前停工。

在实际运转过程中，现有的UFR与下流式固定床反应器的组合工艺，存在UFR和下流式固定床反应器运行周期和反应温度不匹配的问题，通常在运转中后期，UFR会出现热点，导致UFR不能轻易提温，而下流式固定床反应器入口又没有有效的提温手段，从而使下流式固定床反应活性不能充分发挥，不利于延长运转周期。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种重烃原料加氢处理方法，本发明方法通过UFR、下流式固定床反应器及前置反应器的协调配合，进一步提高了联合流程加氢装置协同配合作用，进而可以延长装置的运转周期。

本发明的重烃原料加氢处理方法包括如下步骤：

（1）催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆和氢气在催化剂存在下进入前置反应器进行加氢处理反应，脱除杂质的同时进行不饱和烃的加氢饱和反应；

（2）渣油原料和氢气在催化剂存在下进入上流式反应器（UFR）进行加氢处理反应，脱除原料油中的金属等杂质，视联合装置的具体情况，还可将部分前置反应器生成油作为稀释油与渣油一起进入UFR；

（3）步骤（2）所得反应流出物与步骤（1）所得部分或全部反应流出物混合，进入下流式固定床反应器进行加氢处理反应，反应流出物在分离器中进行气液分离；

（4）步骤（3）分离所得液体产物进入分馏塔，得到气体、石脑油、加氢柴油和加氢尾油，步骤（3）分离所得气体经压缩后循环使用；

（5）步骤（4）所得加氢尾油进入催化裂化单元，在催化裂化催化剂存在下进行裂化反应，反应生成油经分馏后得到气体、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；

（6）来自步骤（5）的催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆进入前置反应器，在氢气和催化剂存在下进行加氢处理反应。

本发明方法中，在前置反应区、上流式加氢反应区或下流式固定床反应区中，还可以引入其它种类的重质烃类原料，如焦化蜡油、直馏蜡油或脱沥青油等。

本发明方法中，前置反应器为气液并流向下的固定床反应器。

本发明方法中，前置反应器中使用的催化剂可以为渣油加氢催化剂，或者根据原料性质按本领域常规方法制备。渣油加氢催化剂为本领域常规催化剂，可以采用市售商品，可以只装填保护剂，也可保护剂、脱金属催化剂和脱硫催化剂级配装填，级配的方式可以根据原料的性质按本领域常规知识确定，所装填催化剂的特点是具有一定的芳烃加氢饱和能力，保护剂和脱金属剂具有较大的孔容、较大的孔径和较大的床层空隙率。如中国石化抚顺石油化工研究院研制生产的渣油加氢系列加氢保护剂、加氢脱金属剂和加氢脱硫催化剂等。

经过前置反应区的催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆不仅脱除了部分硫、氮等杂质，而且使其中的多环芳烃及其它不饱和烃得到一定加氢饱和。前置反应器流出物可部分或全部与上流式加氢流出物混合进入下流式固定床反应器，优选全部与上流式加氢流出物混合进入下流式固定床反应器，以满足下流式固定床反应段对氢气的需要，也可分段进入各固定床反应器入口，可按反应条件具体确定。前置反应器流出物也可部分送至UFR入口，亦可部分送至分离系统。

前置反应器流出物可以分流出部分与渣油原料共同进入上流式反应器。由于经过了加氢处理，催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆不会给上流式反应区增加过多的反应温升，有效降低了上流式反应区的氢耗，可以显著改善上流式反应器的渣油加氢反应环境，能够降低或消除渣油原料以及加氢产品中的沥青质等稠环芳烃发生聚集而结焦的几率，降低加氢催化剂上的焦炭沉积量，延长催化剂的使用寿命，增加了上流式反应区的操作平稳性，进而有效延长整套加氢处理装置的运转周期。

本发明方法中，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。上流式反应器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，在反应床层之间打入急冷油，以控制反应温度。

本发明方法中，步骤（3）中所述下流式固定床反应器的个数一般为2～5个，优选2～3个。上流式反应器反应流出物与至少部分前置反应器流出物混合后进入第一固定床反应器，然后依次通过下游的固定床反应器，进行加氢处理反应。下流式固定床反应器的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。每个反应器内催化剂床层的数目一般为1～5个，优选1～3个，在反应床层之间可以打入急冷氢，以控制反应温度。

本发明方法中，UFR和下流式固定床反应器中使用的催化剂可以是本领域普通的重烃类加氢处理催化剂，最佳催化剂性质可以根据原料性质进行优化。催化剂一般包括多种，如加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂等。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂。装填顺序一般是使原料油依次与保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂接触，当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。上述催化剂装填技术为本领域技术人员所熟知的技术内容。催化剂可以采用市售商品，如中国石化抚顺石油化工研究院研制生产的渣油加氢系列催化剂等，也可以根据本领域现有方法制备。上流式反应器使用的催化剂一般为球形，下流式固定床反应器使用的催化剂可以为任意适宜形状，如球形、条形、三叶草形或四叶草形等。

本发明方法中，反应条件可以根据原料的性质以及要求达到的反应效果按本领域普通知识确定。一般来说上流式反应器的反应条件为，反应压力为5MPa～35MPa，优选是10MPa～20MPa、温度为300℃～500℃，优选是350℃～420℃下操作，液时体积空速一般在0.1h^-1～5.0h^-1，最好是0.15h^-1～2.0h^-1的范围内，氢油体积比为200～2000，优选为200～1000；下流式固定床反应器和前置反应器反应条件为，反应压力与上流式反应器相同（不计物料流动的压力损失），反应温度360～430℃，液时体积空速0.2～1.5 h^-1，氢油体积比为300～1500。液时体积空速和氢分压可以根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择。

本发明方法中，下流式固定床反应器流出物进分离处理，富含氢的气相经过净化脱硫后循环使用，液相进入低压分离器，然后进入分馏塔得到气体、石脑油、柴油和加氢渣油，加氢渣油进入催化裂化装置进行处理。

本发明方法中，所述的催化裂化可以采用本领域中的常规技术。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。工艺流程一般为：原料油从提升管反应器底部注入，与来自再生器的高温再生催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。催化裂化装置设置分馏塔，可以每套催化裂化装置分别设定，也可以共用。分馏塔将催化裂化反应流出物分馏为气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化回炼油和催化裂化油浆等。也可以将催化裂化回炼油和催化裂化油浆作为一个馏出物引出分馏塔，这样可以简化分馏塔的结构，降低分馏塔设备成本和操作费用。催化裂化回炼油和催化裂化油浆共同循环时，可降低催化裂化油浆的粘度，有利于脱除催化裂化油浆中的固体粉尘。催化裂化分馏塔可以按常规知识设计。

催化裂化装置一般操作条件为：反应温度为450～650℃，最好是480～550℃；催化剂再生温度为600～800℃，最好为650～750℃；催化剂与原料油的重量比2～30，最好是4～10；反应时间0.1～15秒，最好0.5～5秒；反应压力0.1～0.5MPa。所采用的催化裂化催化剂包括通常用于催化裂化的催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM-5、M型、层柱等分子筛裂化催化剂。

催化裂化回炼油和油浆中通常含有少量催化裂化催化剂粉末，因此在进入前置加氢反应区之前需要将这些催化剂粉末分离，分离方法可以采用各种常规方法，如澄清、过滤或蒸馏等方法。

本发明方法中，催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆部分或全部返回至前置反应器，与较高比例氢气混合，在催化剂作用下，进行脱除杂质和不饱和烃的加氢饱和反应。

与现有技术相比较，本发明的重烃类加氢处理方法具有以下优点：

1、本发明方法避免了将上流式加氢反应流出物与大量的混氢直接混合进入下流式固定床反应器，而是通过先将混氢引入前置反应器，经过脱除硫、氮等杂质反应以及一定程度的多环芳烃及其它不饱和烃加氢饱和反应后使得氢气的温度得到明显的提升。为了满足下游固定床混氢量的需要，前置反应器采用较大氢油比的操作方式，而这对于渣油的深度的加氢转化和杂质的脱除十分有利，可显著提升反应性能。

2、本发明方法解决了下流式固定床反应器反应温度受限于上流式反应器的问题。通过设置前置反应器，使反应条件得到充分协调，达到理想的综合反应效果。特别是在反应中后期，上流式反应器不能充分提温造成下流式固定床反应器反应性能下降，影响运转周期的问题得到了充分解决。

3、将催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆在前置反应器单独进行加氢处理。因为催化裂化回炼油和催化裂化油浆芳烃含量很高，在高压加氢条件下，芳烃尤其是多环芳烃极易发生加氢饱和反应，反应性强，反应热大，势必将显著增加反应器的反应放热量和床层温升，并将扰动床层物流分布，促使催化剂床层产生热点，不利于装置长周期平稳运行。另外，催化裂化回炼油和催化裂化油浆含有固体颗粒，会使床层压降迅速上升。因此本专利不采用催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆直接进下流式固定床渣油加氢装置进行加工的方案，而采用单独的前置反应器对催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆进行加氢处理，从而有效避免上述问题的产生，做到了趋利避害，充分有效利用催化裂化回炼油和催化裂化油浆。

4、前置反应器流出物与渣油原料共同进入上流式反应区，催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆由于经过了加氢处理不会给上流式反应区增加过多的反应温升，有效降低了上流式反应区的氢耗，可以显著改善上流式反应器的渣油加氢反应环境，能够降低或消除渣油原料以及加氢产品中的沥青质等稠环芳烃发生聚集而结焦的几率，降低加氢催化剂上的焦炭沉积量，延长催化剂的使用寿命，增加了上流式反应区的操作平稳性，进而有效延长整套加氢处理装置的运转周期。

本发明方法解决了上流式反应器和下流式固定床反应器结合时运行周期和反应温度不匹配的问题，使下流式固定床反应器的温度分布更合理，能充分发挥下流式固定床反应器催化剂的性能，提高催化剂利用率，减少装置的停工更换催化剂次数，明显提高装置的经济效益。

附图说明

图1为本发明的重烃原料加氢处理方法的工艺流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图进一步说明本发明方法的工艺流程。

附图是本发明所提供的重烃类加氢处理方法原则流程示意图，图中的一些辅助设备（换热器、泵等）未标出，但这对本领域普通技术人员而言是公知的。

本发明所提供的重烃类加氢处理方法的流程如下：

来自管线9的新鲜原料渣油和来自管线30的新氢和管线33的循环氢混合后，进入上流式加氢反应器1，在上流式催化剂存在下进行加氢处理，加氢反应流出物从上流式反应器顶部经管线10流出，来自管线10的UFR流出物和来自管线32的前置反应器反应流出物的至少部分混合后，经管线11进入下流式固定床反应器2，反应物流以从上至下的流动方式在催化剂存在下进行加氢处理。混合物流首先进入固定床第一反应器2的顶部，第一反应器加氢流出物经管线12与来自管线33的混氢混合，混合物料经管线13进入固定床第二反应器3的顶部，反应流出物经管线14与部分来自管线32的前置反应器反应流出物混合后经管线15进入分离器4进行分离，所述分离器通常包括高压分离器和低压分离器，分离得到的富氢气体经管线16抽出，经压缩机8增压后循环使用，分离得到的液相物流经管线17抽出，进入分馏塔5进行分离，得到气体、石脑油、加氢柴油和渣油加氢尾油，分别经管线18、管线19、管线20和管线21抽出。

来自管线21的加氢渣油和任选的减压瓦斯油22一起进入催化裂化单元6，在催化裂化催化剂存在下进行裂化反应，反应后油气经分馏后得到气体、催化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回炼油和催化裂化油浆。气体、催化汽油和催化裂化柴油分别经管线23、24和25出装置。催化裂化回炼油经管线26、管线29和管线31循环回前置反应器7。催化裂化油浆经脱除固体粉尘（也可以与部分或全部催化裂化回炼油混合共同脱除固体粉尘）后经管线27、管线29和管线31循环回前置反应器7，也可经管线28外甩出装置。

来自管线29的催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆（也可以是来自其它催化裂化装置的催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆）与来自管线30的新氢和管线33的循环氢混合后，经管线31进入前置反应器7进行加氢处理反应，反应生成物经管线32引出。

来自管线16的循环氢可以先经脱除硫化氢后，再经压缩机8增压后经管线33与来自管线30的新氢混合后用于各反应器，氢气的分配按反应条件及反应器温度控制等要求确定。

下面的实施例将对本发明提供的方法进一步说明，但并不因此而限制本发明。反应是在渣油加氢处理中试装置和小型提升管式催化裂化装置上进行的。

实施例和对比例中所使用的上流式反应器催化剂牌号为FZC-10UH，由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产，实施例和对比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，实施例中所使用的前置反应器催化剂牌号为FZC-103、FZC-28、FZC-34A，均是中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的FZC系列渣油加氢催化剂。实施例和对比例中所用的催化裂化催化剂相同，新鲜剂组成为：95wt%LBO-16降烯烃催化剂+5wt%LBO-A提高辛烷值助剂（LBO-16和LBO-A为兰州石化公司开发生产的催化裂化催化剂）。本发明中，wt%为质量分数。

实施例1

实施例1包括四个反应器，一个上流式反应器（UFR）和三个下流式固定床反应器，其中一台下流式固定床反应器按照本发明工艺流程置于UFR上游，作为前置反应器，另两台下流式固定床反应器位于UFR下游，与UFR串联使用。上流式反应器中装填上流式催化剂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，第二固定床反应器（简称固定床二反）中装填脱硫催化剂FZC-34A和脱氮催化剂FZC-41A，前置反应器中装填保护剂FZC-103、脱金属催化剂FZC-28和脱硫催化剂FZC-34A。

实施例1所用催化裂化回炼油和催化裂化油浆的混合物（以下简称催化裂化重油）性质见表1。催化裂化重油（回炼油+油浆）与氢气混合后进入前置反应器进行加氢处理反应，反应氢分压为14.7MPa，反应空速为0.8h^-1，反应温度为380℃，氢油比体积为1000，脱除硫、氮等杂质，进行加氢饱和反应后得到加氢反应流出物。

实施例1所用的渣油原料A性质见表1。渣油原料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，得到脱除金属和硫化物等杂质后的上流式加氢生成油。其中催化裂化重油与渣油原料A的质量比为10:100。上流式反应流出物与全部前置反应器流出物混合进入固定床加氢处理单元。在固定床渣油加氢催化剂存在下进行加氢处理反应，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20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，反应时间0.15s。催化裂化反应结果见表3。

对比例1

与实施例1相比，本对比例不设前置反应器，设置一台UFR反应器和二台下流式固定床反应器，三台反应器串联使用，催化剂的装填方法同实施例1。催化裂化重油直接从UFR反应器入口与渣油原料A混合后进入UFR反应器，渣油原料A与催化裂化重油混合的质量比为100:10，混合物流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。预计操作周期较实施例1少4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，反应时间0.15s，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1.4个百分点，生焦量较实施例1增加0.4个百分点。

对比例2

与实施例1相比，本对比例不设前置反应器，设置一台UFR反应器和二台下流式固定床反应器，三台反应器串联使用，催化剂的装填方法同实施例1。本对比例催化裂化重油是从UFR反应器出口与上流式加氢反应流出物混合，上流式加氢生成油与催化裂化重油混合的质量比为100:10，混合物流与混氢混合后依次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，反应时间0.15s，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3

在本对比例中包括四个反应器，设置一台UFR反应器和三台下流式固定床反应器，三台反应器都位于UFR下游，依次串联使用。上流式反应器中装填上流式反应器催化剂FZC-10UH，固定床一反中装填保护剂FZC-103和脱金属催化剂FZC-28，固定床二反中装填脱硫催化剂FZC-34A，固定床三反中装填脱氮催化剂FZC-41A。与实施例1不同的是，上流式加氢反应物流与混氢混合后依次通过三台固定床反应器，催化裂化重油在催化裂化装置内部循环，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，反应时间0.15s，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2.1个百分点，生焦量较实施例1增加1.7个百分点。

表1

原料油名称	渣油原料A	催化裂化重油
			密度（20℃），Kg/m3	988	1023
粘度（100℃），mm2/s	163	18
			硫，wt%	3.15	1.14
氮，mg/g	3544.5	1620
			残炭，wt%	12.8	3.8
镍+钒，mg/g	85	2.7

表2

	实施例1	对比例1	对比例2	对比例3
					工艺条件
UFR入口氢分压，MPa	14.5	14.5	14.5	14.5
					反应温度，℃
上流式反应器	385	385	385	385
					固定床一反	390	387	387	387
固定床二反	390	387	387	387
					固定床三反	—	—	—	387
体积空速，h-1
					上流式反应器	0.53	0.58	0.53	0.53
固定床反应器	0.435	0.435	0.435	0.40
					氢油体积比，Nm3/m3
上流式反应器	260	260	260	260
					固定床反应器	600	600	600	600
固定床出口生成油性质
					硫，wt%	0.31	0.36	0.34	0.34
氮，μg/g	1470	1650	1560	1500
					残炭，wt%	4.6	5	4.8	4.7
镍+钒，μg/g	6.5	7.4	6.8	6.6
					脱金属率，wt%	93.2	92.2	92.8	93.1
产品分布，wt%
					H2S+NH3	3.05	2.97	2.99	2.98
C1～C4	1.3	1.6	1.5	1.6
					加氢石脑油（C5～180℃）	2.1	1.7	1.6	1.37
加氢柴油（180℃～350℃）	11.65	10.5	10.4	9.85
					加氢渣油（>350℃）	81.9	83.23	83.51	84.2
固定床一反入口温度，℃	386	381	381	380
					预计运转周期，月	20	16	18	17

表3

	实施例1	对比例1	对比例2	对比例3
					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，wt%
干气	3.1	3	2.8	2.6
					液化气	10.5	10.3	10.2	8.5
汽油	43.9	43.2	43.5	40.3
					柴油	31.2	30.5	30.8	32.7
油浆	6.9	8.2	8.1	9.8
					焦炭	4.4	4.8	4.6	6.1

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

运转时间，h	500	1000	2000	3000	5000
						实施例1温升，℃	30	29	28	28	27
实施例1压降，MPa	0.20	0.20	0.20	0.22	0.23
						对比例1温升，℃	35	35	34	34	32
对比例1压降，MPa	0.20	0.22	0.24	0.26	0.30
						实施例1与对比例1热点温度差，℃	-18	-17	-15	-14	-14

从表4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。

催化剂稳定性试验

为了进一步考察本发明的工艺技术的稳定性，分别对上述实施例1和对比例1进行了稳定性寿命试验，反应结果见表5。

表5 渣油加氢稳定性试验

运转时间	500h	1000h	2000h	3000h
					生成油S， wt%
实施例1	0.31	0.31	0.33	0.35
					对比例1	0.36	0.38	0.42	0.51
生成油CCR，wt%
					实施例1	4.6	4.6	4.7	4.8
对比例1	5	5.2	5.5	5.9

由表5可以看出本发明比对比例1中现有工艺的生成油性质有了明显改善，而且本发明比对比例1加氢活性和稳定性更好，可以延长催化剂的使用寿命。

Claims (13)

1.一种重烃原料加氢处理方法，包括以下步骤：

（1）催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆和氢气在催化剂存在下进入前置反应器进行加氢处理反应，脱除杂质的同时进行不饱和烃的加氢饱和反应；

（2）渣油原料和氢气在催化剂存在下进入上流式反应器进行加氢处理反应，脱除原料油中的金属杂质；

（3）步骤（2）所得反应流出物与步骤（1）所得部分或全部反应流出物混合，进入下流式固定床反应器进行加氢处理反应，反应流出物在分离器中进行气液分离；

（4）步骤（3）分离所得液体产物进入分馏塔，得到气体、石脑油、加氢柴油和加氢尾油，步骤（3）分离所得气体经压缩后循环使用；

（5）步骤（4）所得加氢尾油进入催化裂化单元，在催化裂化催化剂存在下进行裂化反应，反应生成油经分馏后得到气体、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；

（6）来自步骤（5）的催化裂化回炼油和/或催化裂化油浆进入前置反应器，在氢气和催化剂存在下进行加氢处理反应。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的前置反应器为气液并流向下的固定床反应器。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述前置反应器中使用的催化剂为加氢保护剂，或者为级配装填的加氢保护剂、脱金属催化剂和脱硫催化剂。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的前置反应器流出物部分送至上流式反应器入口或送至分离系统。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的渣油原料和氢气混合后从上流式反应器底部进料，或者分别从上流式反应器下部侧面和底部进料。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的上流式反应器具有一个或多个催化剂床层。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的上流式反应器的内包括2～4个催化剂床层，在反应床层之间打入急冷油，以控制反应温度。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）中所述下流式固定床反应器的个数为2～5个，上流式反应器反应流出物与至少部分前置反应器流出物混合后先进入第一固定床反应器，然后依次通过下游的固定床反应器。

9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，每个下流式固定床反应器内催化剂床层的数目为1～5个，在反应床层之间可以打入急冷氢，以控制反应温度。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述上流式反应器的反应条件为，反应压力为5MPa～35MPa，温度为300℃～500℃，液时体积空速0.1h^-1～5.0h^-1，氢油体积比为200～2000；下流式固定床反应器和前置反应器反应条件为，反应温度360～430℃，液时体积空速0.2～1.5 h^-1，氢油体积比为300～1500。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化单元包括一套或一套以上装置，每套装置包括至少一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化反应的条件为：反应压力0.1～0.5MPa，反应温度为450～650℃，催化剂与原料油的重量比2～30，反应时间0.1～15秒，催化剂再生温度为600～800℃。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化回炼油和/或油浆在进入前置反应期之前先通过澄清、过滤或蒸馏除去催化剂粉末。

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