CN103773444B

CN103773444B - 一种重油加氢处理方法

Info

Publication number: CN103773444B
Application number: CN201210400906.3A
Authority: CN
Inventors: 邓中活; 戴立顺; 牛传峰; 刘涛; 邵志才; 董凯; 施瑢; 杨清河
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2012-10-19
Filing date: 2012-10-19
Publication date: 2015-06-17
Anticipated expiration: 2032-10-19
Also published as: CN103773444A

Abstract

一种重油加氢处理方法，包括：将重油原料、含氢气的气体和加氢催化剂加到沸腾床反应器中进行反应，其中，沸腾床反应器包括壳体、三相分离部件、内管和气液分布器，壳体自上而下依次包括扩大段、过渡段和直筒段，三相分离部件设置在扩大段和过渡段内，扩大段的侧壁上设置有液体排出口，内管设置在壳体内，并且从直筒段的下部延伸至扩大段的下部，内管的下端开口与直筒段连通，内管的上端开口与扩大段连通；三相分离部件分布于内管的上部周围。根据本发明的方法，物料在沸腾床反应器内的循环由入口物料的动能和反应器不同区域的密度差来推动，使得整个工艺比较节能；而且反应器的利用效率较高，还可以大大减少非临氢环境下的热裂解反应的发生。

Description

一种重油加氢处理方法

技术领域

本发明涉及一种重油加氢处理方法，具体地，涉及一种采用内环流式沸腾床反应器对重油进行加氢处理的方法。

背景技术

世界原油的重、劣质化日益严重而市场对轻质油品的需求持续增长，因此重油加氢作为重油改质和轻质化的有效手段，已经成为炼油工业的发展重点之一。目前工业上最常用的重油加氢技术包括固定床技术和沸腾床技术，其中固定床加氢技术具有工艺成熟、操作简单和产品质量好等优点，工业应用最多。但固定床加氢技术的操作周期受原料杂质含量制约：原料的金属、沥青质等杂质含量越高，其操作周期越短，因此固定床加氢技术一般只能用于加工金属含量小于200μg/g的渣油原料。沸腾床加氢技术由于可在线加入和取出催化剂，因此可长周期加工高杂质含量的劣质原料，但其工艺较复杂，杂质脱除率一般也低于固定床加氢技术。沸腾床和固定床组合加氢工艺可望同时具有沸腾床和固定床两种加氢工艺的优点，即原料适应性广、操作周期长和产品质量好。典型的沸腾床和固定床组合加氢工艺流程为原料与循环氢混合后进入沸腾床进行加氢反应，反应后的全部物流经过滤脱除杂质或蒸馏后得到馏分油与新氢混合进入下游固定床进行加氢反应。US6277270和CN102041084A分别描述了不同的沸腾床和固定床加氢组合工艺。现有的沸腾床和固定床加氢组合工艺还存在以下问题：一是组合工艺的操作周期取决于固定床的操作周期，而常规沸腾床反应器不可避免地会将部分催化剂颗粒带到下游固定床中，造成固定床压降升高较快，操作周期减短；二是沸腾床的催化剂藏量低于固定床，而体积空速高于固定床，造成组合工艺整体反应效率较低；三是传统沸腾床加氢技术工艺复杂，造成组合工艺操作复杂，需要进行简化。这些问题的核心都与沸腾床反应器有关，因此优化沸腾床和固定床加氢组合工艺的重点在于对沸腾床反应器进行改进。

已有的工业化沸腾床加氢技术包括H-Oil工艺和LC-Fining工艺等，这两种工艺的沸腾床反应器内设置有循环杯进行气液分离，分离出的油品经循环下降管和循环泵进行循环。现有的沸腾床加氢工艺存在着以下不足：（1）工艺操作复杂，需要使用复杂的料面监控仪和循环油泵，系统稳定性差，循环油泵发生故障时催化剂会因无法流化而向反应器底部沉降，造成装置被迫停工；（2）反应器内催化剂藏量较低，反应器空间利用率低；（3）能耗大，固体催化剂的流化靠循环油泵打入大量的循环油来实现；（4）循环下降管中氢气很少，为非临氢环境，液体在高温下会发生二次裂解反应结焦而降低产品质量。

目前，沸腾床反应器的改进方向主要包括：降低工艺的复杂性，提高反应器的空间利用率，降低能耗和提高反应器的操作弹性等。例如，CN1448212A公开了一种沸腾床反应器，该沸腾床反应器取消了复杂的料面监控仪和循环油泵，因此具有结构简单、操作容易等特点。但由于该反应器使用粒径为0.1-0.2mm的固体催化剂，因此操作弹性较小，催化剂容易带出反应器，影响系统的操作稳定性。CN201529519U公开了一种外环流式的沸腾床反应器，催化剂可以更好地流化，然而，该反应器在运行过程中循环下降管中几乎没有氢气存在，液体在高温下会发生二次裂解反应结焦而降低产品质量；而且，这种外环流反应器的结构在实际生产中对材料的要求比较高。

发明内容

本发明的目的是为了克服采用已有的沸腾床反应器对重油进行加氢处理的过程中存在的上述缺陷，提供一种新的重油加氢处理方法。

本发明提供了一种重油加氢处理方法，该方法包括：在沸腾床加氢反应条件下，将重油原料、含氢气的气体和加氢催化剂加到沸腾床反应器中进行反应，其中，所述沸腾床反应器包括壳体和三相分离部件，所述壳体自上而下依次包括扩大段、过渡段和直筒段，所述三相分离部件设置在所述扩大段和所述过渡段内，所述扩大段的侧壁上设置有液体排出口，其中，所述沸腾床反应器还包括内管和气液分布器，所述内管设置在所述壳体内，并且从所述直筒段的下部延伸至所述扩大段的下部，所述内管的下端开口与所述直筒段连通，所述内管的上端开口与所述扩大段连通；所述三相分离部件分布于所述内管的上部周围；所述气液分布器设置在所述直筒段内，并位于所述内管的底部。

根据本发明提供的所述重油加氢处理方法，在所使用的沸腾床反应器中，通过在壳体的直筒段内设置内管，并且使气液分布器位于所述内管的底部，使得物料在反应器内的循环完全可以由入口物料的动能以及上升管（即内管）和下降管（即由内管和直筒段构成的环形管）中物料的密度差来共同推动，从而可以取消操作复杂的循环泵和料面监控仪，使得整个工艺更加节能，并且操作更加简单。

而且，在所述沸腾床反应器中，上升管和下降管内都是气液固三相共存的状态，因而在上升管和下降管中都可以进行反应，从而大大提高了反应器的利用效率；并且还保证了上升管和下降管的临氢气氛，因而大大减少了非临氢环境下的热裂解反应的发生，从而可以避免由于非临氢气氛的热裂解反应而产生的结焦。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是根据本发明的所述重油加氢处理方法中使用的沸腾床反应器的优选实施方式的结构示意图；

图2是根据本发明的所述重油加氢处理方法中使用的沸腾床反应器的优选实施方式的参数示意图；

图3是气液分布器的一种实施方式的结构示意图；

图4是本发明的所述重油加氢处理方法的优选实施方式的示意图。

附图标记说明

1 壳体 2 三相分离部件 3 扩大段

4 过渡段 5 直筒段 6 内管

7 气液分布器 9 催化剂加入管 10 催化剂排出管

11 进料口 12 排气口 21 内筒

22 外筒 31 液体排出口 A1 重油原料

A2 沸腾床反应器 A3 气相物流 A4 脱硫化氢系统

A5 氢气 A6 液相物流 A7 过滤装置

A8 固定床反应器 A9 加氢产物物流 A10 气液分离器

A11 含氢气的气体 A12 液体物流 A13 蒸馏装置

A14 汽油馏分 A15 柴油馏分 A16 加氢常渣

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指参考附图所示的上、下；“内、外”是指相对于各部件本身的轮廓的内、外。

如图1和2所示，本发明的所述重油加氢处理方法中使用的沸腾床反应器包括壳体1和三相分离部件2，所述壳体1自上而下依次包括扩大段3、过渡段4和直筒段5，所述三相分离部件2设置在所述扩大段3和所述过渡段4内，所述扩大段3的侧壁上设置有液体排出口31，其中，所述沸腾床反应器还包括内管6和气液分布器7，所述内管6设置在所述壳体1内，并且从所述直筒段5的下部延伸至所述扩大段3的下部，所述内管6的下端开口与所述直筒段5连通，所述内管6的上端开口与所述扩大段3连通；所述三相分离部件2分布于所述内管6的上部周围；所述气液分布器7设置在所述直筒段5内，并位于所述内管6的底部。

在本发明中，所述壳体1可以为常规沸腾床反应器的壳体。在所述壳体1中，所述扩大段3是指直径相对于所述直筒段5较大的段，所述扩大段3通常大体上是直筒状的。所述直筒段5的直径（d₁）小于所述扩大段3。作为所述过渡段4，其下端开口与所述直筒段5的上端开口重合，其上端开口与所述扩大段3的下端开口重合，也即所述过渡段4的下端开口的直径与所述直筒段5的直径基本相等，所述过渡段4的上端开口的直径与所述扩大段3的直径基本相等。

所述壳体的尺寸没有特别的限定，可以根据实际生产需要而确定。在优选情况下，所述扩大段3的直径（d₉）为所述直筒段5的直径（d₁）的1.2-2倍，优选为1.4-1.8倍；所述扩大段3和所述过渡段4的高度之和（h₂+h₃）与所述扩大段3的直径（d₉）之比为0.5-3：1，优选为0.8-1.5：1。所述过渡段4为空心圆台形状，并且其大开口朝上，其母线与轴线的夹角（α）可以为30-75°，优选为45-60°。所述直筒段5的高度（h₁）与直径（d₁）之比可以为4-16：1，优选为6-12：1。

在本发明中，设置所述内管6主要是为了使反应物料在反应器内形成外环流，因此，所述内管6的尺寸没有特别的限定，只要能够实现形成环流即可。优选情况下，所述内管6的直径（d₂）与所述直筒段5的直径（d₁）之比为0.55-0.84：1。所述内管6的高度（h₄）与所述直筒段5的高度（h₁）之比可以为1-1.2：1。所述内管6的顶部与所述壳体1的顶部具有间隙，所述内管6的底部与所述直筒段5的底部具有间隙。

在本发明中，如图1和2所示，所述壳体1的底部通常还设置有进料口11，待反应的气液混合物（即重油原料和含氢气的气体）通过所述进料口11并经过所述气液分布器7进入所述沸腾床反应器中。所述壳体1的顶部通常还设置有排气口12，用于将经过所述三相分布部件2分离出的气体排出反应器。所述排气口12优选设置在所述壳体1的顶部的中心处。

在本发明中，如图1和2所示，为了增加反应器的稳定性，所述气液分布器7的出口优选位于所述内管6的下端开口以上。更优选地，所述气液分布器7的出口位于所述内管6的下端开口的上方，也即气液分布器7的出口完全位于所述内管6的内部。在这种情况下，通过所述气液分布器7注入的气液混合物可以全部进入所述内管6（也称为上升管），并且在该上升管内向上流动，从而有利于在所述内管6和由所述直筒段5与所述内管6构成的环管（也称为下降管）之间形成环流。

所述气液分布器7可以为各种常规的能够使气体和液体分布均匀的结构，例如可以为泡帽结构。具体地，如图3所示，所述气液分布器7的开口设置在中间部位。

在述沸腾床反应器中，所述三相分离部件2主要是用于将经过所述内管6反应后的物料进行气固液三相分离，以将反应产生的气体和液体分离出来并分别通过排气口12和液体排出口31排出，并将经过三相分离的混合物通过下降管（由所述内管6和所述直筒段5构成的环形管）返回到所述内管6中，以形成环流。在优选情况下，为了减少通过液体排出口31带出的催化剂的量，并且进一步促使所述内管6和所述下降管之间顺利地形成环流，如图1和2所示，所述三相分离部件2从内到外依次包括内筒21和外筒22，所述内筒21的下部为大开口朝下的空心圆台，所述内筒21的下部的空心圆台位于所述内管6的上端开口的下方，所述外筒22的上端开口位于所述内筒21的上端开口的上方，所述内筒21的上端开口位于所述内管6的上端开口的上方，所述内筒21的下部的空心圆台的上端开口直径（d₄）大于所述内管6的直径（d₂），所述内筒21和所述外筒22的下端与所述壳体1的内壁之间具有间隙，所述外筒22的下端开口位于所述液体排出口31的下方，所述外筒22的上端开口位于所述液体排出口31的上方。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，所述内筒21与所述内管6之间构成第一折流区；所述内筒21与所述外筒22之间构成第二折流区，所述外筒22与所述壳体1的内壁之间构成液体收集区。在所述沸腾床反应器的运行过程中，经过所述内管6反应后的气液固混合物在所述内管6内向上流动，进入所述第一折流区，由于气液固混合物流遇到突然扩大的结构，该物流向上的速度减小，部分液体则夹带着大部分固体和部分气体开始折流向下，进入所述下降管中；部分液体夹带着小部分固体和部分气体漫过所述内管21，进入所述第二折流区，此时液体的流速已经较小，大部分气体由于浮力的作用逸出并在反应器的顶部富集，而液体夹带着固体和小部分气体折流向下，该物流大部分通过所述内筒21与所述壳体1的内壁之间的间隙返回到所述下降管中，小部分进入所述液体收集区，由于此处液速远小于使固体流化的临界液速，所述固体颗粒不会进入清液层，因此通过液体排出口31排出的液体中基本上不包含固体颗粒。而且，进入所述第一折流区和所述第二折流区的物流均为气液固三相的混合物；并且进入所述下降管中的物流也是气液固三相的混合物，因此，在整个所述沸腾床反应器中，除了所述液体收集区以及所述壳体1的顶部形成的气体富集区之外，其余部位的物流都是以气液固三相的混合物的形式存在的，因而都能够发生催化反应。因此，当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，基本上可以避免催化剂固体通过液体排出口31带出，而且还可以进一步提高沸腾床反应器的利用效率，同时大大减少非临氢环境下的热裂解反应的发生。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，优选地，所述内管6、所述内筒21和所述外筒22均与所述壳体1同轴设置。

进一步优选地，所述第一折流区的入口面积与所述内管6的上端开口面积之比（(d₆ ²-d₂ ²)/d₂ ²）为0.3-1.5：1；所述第二折流区的入口面积与所述第二折流区的入口面积之比（(d₈ ²-d₇ ²)/(d₆ ²-d₂ ²)）为0.5-2：1。其中，d₆为所述第一折流区的入口直径。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，进一步优选地，所述内管6的直径（d₂）、所述内筒21的上端开口直径（d₇）和所述外筒22的上端开口直径（d₈）依次增大，所述外筒22的下端开口直径（d₅）大于所述内筒21的下端开口直径（d₃）。在这种情况下，更加有利于气液固三相的混合物通过所述三相分离部件2实现分离。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，进一步优选地，所述外筒22的上端开口位于所述扩大段3的上端开口的下方。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，所述内筒21的上部可以为直筒，也可以为大开口朝上的空心圆台。优选情况下，所述内筒21的上部为大开口朝上的空心圆台。当所述内筒21的上部为大开口朝上的空心圆台时，所述内筒21优选由上部的大开口朝上的空心圆台和下部的大开口朝下的空心圆台组成，并且上部的空心圆台的下端开口与下部的空心圆台的上端开口重合。进一步优选地，上部的空心圆台的下端开口与下部的空心圆台的上端开口二者重合的位置位于所述内管6的上端开口和所述扩大段3的下端开口的下方。

当所述内筒21的上部为大开口朝上的空心圆台时，所述内筒21的上部的空心圆台的母线与轴线的夹角（γ）为大于0°至45°。所述内筒21的下部的空心圆台的母线与轴线的夹角（β）可以为大于0°至75°。

当所述三相分离部件2具有上述优选结构时，所述外筒22可以为直筒结构。当所述外筒22为直筒结构时，所述外筒22的下端开口优选位于所述扩大段3的下端开口的下方，并且位于所述内筒21的下端开口的上方。

为了尽可能减少甚至避免固体颗粒从液体排出口31带出，所述外筒22具有这样的优选结构：所述外筒22的上部为直筒，下部为大开口朝下的空心圆台。

当所述外筒22具有上述优选结构时，进一步优选地，所述外筒22的下部的空心圆台的上端开口位于所述内筒21的下部的空心圆台的上端开口的上方，并且位于所述内筒21的上端开口的下方；所述外筒22的下部的空心圆台的下端开口位于所述内筒21的下部的空心圆台的下端开口的上方。更进一步优选地，所述外筒22的下部的空心圆台的上端开口和下端开口均位于所述内筒21的下部的空心圆台的上端开口的上方，并且均位于所述内筒21的上端开口的下方。

当所述外筒22具有上述优选结构时，进一步优选地，所述外筒22的下部的空心圆台的母线与轴线的夹角（θ）为大于0°至75°。

在所述沸腾床反应器中，优选还设置有在线更换催化剂的系统，以实现固体催化剂在线加入和取出功能。所述更换催化剂的系统可以选用任何合适的设备和方法，例如可以参照US4398852中公开的设备和方法。在一种实施方式中，为了实现在线更换催化剂，可以在所述壳体1的顶部设置催化剂加入管9，在所述壳体1的底部设置催化剂排出管10。在这种情况下，可以通过反应器顶部的催化剂加入管9加入新鲜的固体催化剂，并且可以通过反应器底部的催化剂排出管10排出失活的固体催化剂。所述催化剂加入管9伸入所述壳体1内的深度没有特别的限定，优选情况下，所述催化剂加入管9的出口位于所述扩大段3的下端开口的上方，并且所述催化剂加入管9的出口到所述扩大段3的下端开口的最小距离为所述扩大段3的高度（h₄）的40-95%，优选为60-90%。

在一种较优选的实施方式中，如图1和2所示，所述沸腾床反应器包括：壳体1和三相分离部件2，所述壳体1自上而下依次包括扩大段3、过渡段4和直筒段5，所述三相分离部件2设置在所述扩大段3和所述过渡段4内，所述扩大段3的侧壁上设置有液体排出口31，其中，所述沸腾床反应器还包括内管6和气液分布器7，所述内管6设置在所述壳体1内，并且从所述直筒段5的下部延伸至所述扩大段3的下部，所述内管6的下端开口与所述直筒段5连通，所述内管6的上端开口与所述扩大段3连通；所述三相分离部件2分布于所述内管6的上部周围；所述气液分布器7设置在所述直筒段5内，并位于所述内管6的底部；

所述三相分离部件2从内到外依次包括内筒21和外筒22，所述内筒21的下部为大开口朝下的空心圆台，上部为大开口朝上的空心圆台；所述外筒22的上部为直筒，下部为大开口朝下的空心圆台；所述内筒21的下部的空心圆台位于所述内管6的上端开口的下方，所述外筒22的上端开口位于所述内筒21的上端开口的上方，所述内筒21的上端开口位于所述内管6的上端开口的上方，所述内筒21的下部的空心圆台的上端开口直径（d₄）大于所述内管6的直径（d₂），所述内筒21和所述外筒22的下端与所述壳体1的内壁之间具有间隙，所述外筒22的下端开口位于所述液体排出口31的下方；所述外筒22的上端开口位于所述液体排出口31的上方，并且位于所述扩大段3的上端开口的下方。

对于上述优选的沸腾床反应器，其运行过程可以包括：

待反应的气液混合原料由进料口11进入反应器，经过中部的气液分布器7后与下降管（即由直筒段5与内管6构成的环形管）循环来的气液固混合物流一起进入内管6内，并在内管6内并流向上流动。内管6和下降管为反应区，两者的催化剂装填总量至少为反应器有效容积的20%，通常为40%-70%，优选范围为50%-60%。在反应器稳定操作时，催化剂在内管6和下降管形成环流。内管6内的气液混合原料在固体催化剂的催化下进行催化反应，反应后的油气夹带着部分催化剂固体颗粒从内管6的上端开口进入三相分离部件2进行气液固三相分离。气液固混合物流首先进入由内筒21与内管6构成的第一折流区，由于物流遇到突然扩大的结构，物流向上的速度减小，部分液体夹带着大部分固体催化剂和部分气体开始折流向下，经内筒21和内管6之间的环状空间进入所述下降管。部分液体夹带着小部分固体催化剂和部分气体漫过内筒21的上端开口进入由内筒21与外筒22构成的第二折流区，此时液体的流速已经较小，大部分气体由于浮力的作用逸出并在反应器顶部富集，随后经排气口12排出反应器；而液体夹带着固体催化剂和小部分气体折流向下，进入内筒21和外筒22之间的环状空间，大部分物流通过所述内筒21与所述壳体1的内壁之间的间隙进入下降管，小部分物流则通过所述外筒22与所述壳体1的内壁之间的间隙进入由外筒22与壳体1的内壁构成的液体收集区，由于此处液速远小于使固体流化的临界液速，所以固体颗粒不会进入清液层，因此通过液体排出口31排出的液体中基本上不包含固体颗粒。新鲜的固体催化剂通过壳体1顶部的催化剂加入管9加入，而失活的固体催化剂通过壳体1底部的催化剂排出管10排出，从而实现催化剂在线更换。

从所述沸腾床反应器的结构特征和运行过程可以看出，固体催化剂在入口物料的动能和反应器内密度差的推动下在反应器内循环流化，能耗较低。而且，当所述三相分离部件2具有上述较优选的结构时，该反应器的双层结构的三相分离部件同时保证了固体催化剂的流化状态和三相分离的效果。首先，由于第一折流区所设的扩径比不大，液速在这个区域还较大，能将部分气体再夹带到下降管中去，这既保证了上升管（即内管6）和下降管中具有气含率差，即上升管和下降管中有密度差，可以为物料的循环流动提供动力，还能保证循环下降管的临氢气氛，使下降管中也可以发生充分的催化反应。其次，第二折流区的存在使得三相分离部件的操作弹性大大增大，一方面，在这里可以将第一折流区没有分离完全的物料再次进行分离；另一方面，在这里还具有缓冲的作用，可以使第一折流区分离出来的流速较大的物料无法对液体收集区中的清液层造成冲击，从而能够减少甚至避免催化剂固体带出反应器。

由此可见，上述优选实施方式的所述沸腾床反应器具有以下优点：

（1）采用内环流式沸腾床反应器，物料在反应器内的循环由入口物料的动能以及上升管（即内管6）和下降管的密度差来共同推动，降低了能耗。取消了操作复杂的循环泵和料面监控仪，操作简单。而且，与同样取消循环泵的其他已有沸腾床反应器相比，在相同的能耗下该反应器能够支持更高的催化剂浓度，提高了反应器的利用效率。

（2）三相分离部件使用两层分离结构，并与反应器扩大段和反应器物料出口（即排气口12和液体排出口31）有机地结合在一起，提高了三相分离部件的操作弹性，同时确保了沸腾床内环流所需的分离效果：一方面大大减少催化剂带出量，另一方面还能让部分气体循环到环隙下降管，保证了下降管区域的反应效率。

（3）在沸腾床反应器中，除了反应器顶部的气体富集区和液体收集区之外，反应器内的其他地方都是气液固三相共存的状态，大大提高了反应器的利用效率，同时大大减少了非临氢环境下的热裂解反应的发生。

（4）在沸腾床反应器中，上升管和下降管的密度差可以作为调节手段来增加反应器的操作弹性，可以根据需要灵活调节催化剂粒径范围和催化剂浓度，增强了对不同催化剂的适应性。

在本发明提供的所述重油加氢处理方法中，在所述沸腾床反应器中进行加氢反应的过程中，所述重油原料A1和含氢气的气体A11通过所述壳体1的底部的进料口11加到所述沸腾床反应器中，所述加氢催化剂通过所述壳体1的顶部的催化剂加入管9加到所述沸腾床反应器中。

在本发明中，所述重油加氢处理方法优选为沸腾床和固定床组合工艺，也即将经过所述沸腾床反应器反应后的物流加到固定床反应器中进一步进行加氢处理，以提高提高最终的加氢产品的质量。当所述重油加氢处理方法为沸腾床和固定床组合工艺时，本发明的所述重油加氢处理方法还包括以下步骤：

（a）将由所述三相分离部件（2）分离出的液相进行过滤；

（b）将由所述三相分离部件（2）分离出的气相进行脱硫化氢处理；

（c）在固定床加氢反应条件下，在加氢催化剂的存在下，将步骤（a）得到的滤出液、步骤（b）得到的经过脱硫化氢处理的气体和氢气加到固定床反应器中进行反应。

在上述沸腾床和固定床组合工艺中，将由所述三相分离部件（2）分离出的气相在注入所述固定床反应器之前进行脱硫化氢处理，这样有利于提高固定床的反应效果，同时可以减缓催化剂积炭，能够延长固定床反应器的运行周期。

进一步优选地，将经过所述固定床反应器反应后得到的物流进行气液分离。更进一步优选地，将所述气液分离过程中得到的气体作为至少部分所述含氢气的气体返回到所述沸腾床反应器中；将所述气液分离过程中得到的液体进行分馏，分离成汽油馏分、柴油馏分和加氢常渣。所述气液分离过程中得到的气体中含有大量的氢气和轻烃组分，直接将其用于沸腾床反应器中有利于提高所述沸腾床反应器中的气液体积比，从而提高沸腾床的反应效果。所述分馏过程中得到的加氢常渣可以在其他装置中进行进一步处理，例如可以加到催化裂化装置中进行催化裂化以制取轻质油品。

在一种较优选的实施方式中，如图4所示，本发明的所述重油加氢方法包括：将重油原料A1经预热后与从气液分离器A10分离出来的含氢气的气体A11混合后，加入沸腾床反应器A2中进行加氢反应。经过所述沸腾床反应器A2反应并进行三相分离之后，将得到的气相物流A3从反应器顶部的排气口12排出，并注入脱硫化氢系统A4脱除硫化氢，接着与氢气A5混合后进入固定床反应器A8；同时将得到的液相物流A6在过滤装置A7中进行过滤，并使滤出液进入固定床反应器A8；之后，将经过固定床反应器A8加氢反应得到的加氢产物物流A9注入气液分离器A10中进行气液分离，将分离出的气体物流（即含氢气的气体）A11返回到所述沸腾床反应器A2中，将分离出的液体物流A12注入蒸馏装置A13中进行分馏，得到汽油馏分A14、柴油馏分A15和加氢渣油A16。

在本发明中，所述脱硫化氢系统A4、气液分离器A10和过滤装置A7均可以为本领域技术人员常规使用的装置，并且可以按照常规的方法操作以实现脱硫化氢过程、气液分离过程和过滤过程。

在本发明中，所述沸腾床加氢反应条件没有特别的限定，可以按照常规的沸腾床加氢反应条件实施。在优选情况下，所述沸腾床加氢反应条件包括：反应温度为340-480℃，氢分压为6-25MPa，液时体积空速为0.2-4h^-1，氢油体积比为250-1500。在本发明中，压力是指绝对压力。

在本发明中，所述固定床加氢反应条件没有特别的限定，可以按照常规的固定床加氢反应条件实施。在优选情况下，所述固定床加氢反应条件包括：反应温度为340-430℃，氢分压为6-20MPa，液时体积空速为0.15-1h^-1，氢油体积比为250-1500。

在所述固定床加氢反应过程中，可以采用常规的气液并流向下或者并流向上的操作方式。

在本发明中，所述沸腾床反应器和所述固定床反应器中使用的加氢催化剂可以相同或不同，而且各自可以为本领域常规使用的加氢处理催化剂。例如，所述加氢催化剂含有活性组分和载体。所述活性组分可以为选自第VIB族金属和/或VIII族非贵金属。所述VIB族金属例如可以为钼和/或钨。所述VIII族非贵金属例如可以为钴和/或镍。在优选情况下，所述活性组分为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼的组合。所述载体例如可以为选自氧化铝、氧化硅和氧化钛中的至少一种。所述加氢催化剂的形状可以为各种常规的挤出形状，例如可以为球形。所述加氢催化剂的颗粒尺寸可以为0.1-1mm，优选为0.2-0.6mm。所述颗粒尺寸是指颗粒横截面上的两个不同点之间的最大直线距离，当加氢催化剂颗粒为球形时，则所述颗粒尺寸是指该颗粒的直径。所述加氢催化剂的堆密度可以为0.3-1g/cm³。所述加氢催化剂的比表面积可以为50-300m²/g。

当所述重油加氢处理方法为沸腾床和固定床组合工艺时，沸腾床反应器和固定床反应器可以根据装置规模以及加工深度的需求分别设为一个或多个，例如重油原料的性质较差时，可串联两个沸腾床反应器后再串联固定床反应器。

在本发明中，所述重油原料可以为各种常规的重油，例如可以为常压渣油、减压渣油、脱沥青油、煤焦油和煤液化重油中的至少一种。

以下通过实施例对本发明作进一步说明。

以下实施例中使用的沸腾床反应器为上述较优选的实施方式中的沸腾床反应器，具体的结构如图1和2所示。

在以下实施例和对比例中，使用的牌号为RDM-2和RMS-1的加氢催化剂购自中石化催化剂分公司。

实施例1

本实施例用于本发明的所述重油加氢裂化方法。

本实施例中使用的沸腾床反应器的具体尺寸如下表2所示。

采用表1所示的原料油作为重油原料，按照图4所示的沸腾床和固定床组合工艺进行加氢处理，其中，沸腾床反应器中使用的加氢催化剂组成为：载体为氧化铝，含量为90重量%；活性组分为2重量%的NiO和8重量%的MoO₃，比表面积为140m²/g，堆密度为0.55g/cm³。固定床反应器中使用的加氢催化剂为RDM-2和RMS-1，二者的体积比为20：80。

沸腾床反应器和固定床反应器的试验条件如表4所示，试验结果如表5所示。

表1

性质	数值
		密度(20℃)/(g/cm³)	1.014
粘度(100℃)/(mm²/s)	721.2
		残炭/(重量%)	19.28
硫含量/（重量%）	4.53
		氮含量/（重量%）	0.28
（Ni+V）含量/(μg/g)	205.8
		碳含量/（重量%）	84.09
氢含量/（重量%）	10.47
		四组分/（重量%）
饱和烃	16.3
		芳烃	51.4
胶质	26.1
		沥青质（C₇不溶物）	6.2

表2

代号	数值	代号	数值
				d₁/mm	400	h₁/mm	3200
d₂/mm	320	h₂/mm	160
				d₃/mm	520	h₃/mm	600
d₄/mm	380	h₄/mm	3360
				d₅/mm	660	h₅/mm	550
d₆/mm	440	α/°	45
				d₇/mm	540	β/°	45
d₈/mm	620	γ/°	6
				d₉/mm	720	θ/°	33

实施例2

本实施例用于本发明的所述重油加氢裂化方法。

本实施例中使用的沸腾床反应器的具体尺寸如下表3所示。

表3

代号	数值	代号	数值
				d₁/mm	300	h₁/mm	3600
d₂/mm	220	h₂/mm	87
				d₃/mm	300	h₃/mm	500
d₄/mm	300	h₄/mm	3700
				d₅/mm	540	h₅/mm	480
d₆/mm	340	α/°	60
				d₇/mm	440	β/°	0
d₈/mm	540	γ/°	20
				d₉/mm	600	θ/°	0

对比例1-2

分别根据实施例1和2的方法对表1所示的重油原料进行加氢处理，所不同的是，用CN1448212A中实施例1的沸腾床反应器分别代替实施例1和2中使用的沸腾床反应器。沸腾床反应器和固定床反应器的试验条件如表4所示，试验结果如表5所示。

表4

编号	实施例1	对比例1	实施例2	对比例2
					沸腾床反应条件
反应温度/℃	410	410	430	430
					氢分压/MPa	15.5	15.5	15.5	15.5
氢油体积比	800	800	1000	1000
					液时空速/h^-1	1.5	1.5	2.0	2.0
固定床反应条件
					反应温度/℃	380	380	385	385
氢分压/MPa	15.0	15.0	15.0	15.0
					氢油体积比	600	600	700	700
液时空速/h^-1	0.9	0.9	1.2	1.2

表5

编号	实施例1	对比例1	实施例2	对比例2
					汽油
硫含量/(μg/g)	77.2	110.2	49.6	67.5
					氮含量/(μg/g)	4.7	6.1	4.2	4.5
收率/%	12.8	10.3	17.6	16.5
					柴油
硫含量/(μg/g)	138.0	186.1	113.4	127.3
					氮含量/(μg/g)	30.1	45.7	23.4	28.1
收率/%	38.5	35.7	50.1	48.4
					加氢常渣
硫含量/(重量%)	0.32	0.43	0.25	0.30
					氮含量/(重量%)	0.04	0.06	0.03	0.04
（Ni+V）含量/(μg/g)	8.2	11.2	6.0	7.9
					残炭/(重量%)	0.40	0.57	0.33	0.37
收率/%	43.9	42.7	22.7	22.9
					总液收率/%	95.2	92.7	90.4	87.8

基于上述表5所示的数据，通过将实施例1与对比例1进行比较以及将实施例2与对比例2进行比较可以看出，在重油加氢处理过程中使用本发明所述沸腾床反应器可以获得明显提高的汽油收率、柴油收率以及总液收率。由此可见，根据本发明的所述加氢处理方法能够提高重油加氢产品的质量。

Claims

1.一种重油加氢处理方法，该方法包括：在沸腾床加氢反应条件下，将重油原料、含氢气的气体和加氢催化剂加到沸腾床反应器中进行反应，其中，所述沸腾床反应器包括：壳体(1)和三相分离部件(2)，所述壳体(1)自上而下依次包括扩大段(3)、过渡段(4)和直筒段(5)，所述三相分离部件(2)设置在所述扩大段(3)和所述过渡段(4)内，所述扩大段(3)的侧壁上设置有液体排出口(31)，其特征在于，所述沸腾床反应器还包括内管(6)和气液分布器(7)，所述内管(6)设置在所述壳体(1)内，并且从所述直筒段(5)的下部延伸至所述扩大段(3)的下部，所述内管(6)的下端开口与所述直筒段(5)连通，所述内管(6)的上端开口与所述扩大段(3)连通；所述三相分离部件(2)分布于所述内管(6)的上部周围；所述气液分布器(7)设置在所述直筒段(5)内，并位于所述内管(6)的底部。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述气液分布器(7)的出口位于所述内管(6)的下端开口以上。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述内管(6)的直径与所述直筒段(5)的直径之比为0.55-0.84：1。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述内管(6)的高度与所述直筒段(5)的高度之比为1-1.2：1。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述三相分离部件(2)从内到外依次包括内筒(21)和外筒(22)，所述内筒(21)的下部为大开口朝下的空心圆台，所述内筒(21)的下部的空心圆台位于所述内管(6)的上端开口的下方，所述外筒(22)的上端开口位于所述内筒(21)的上端开口的上方，所述内筒(21)的上端开口位于所述内管(6)的上端开口的上方，所述内筒(21)的下部的空心圆台的上端开口直径大于所述内管(6)的直径，所述内筒(21)和所述外筒(22)的下端与所述壳体(1)的内壁之间具有间隙，所述外筒(22)的下端开口位于所述液体排出口(31)的下方，所述外筒(22)的上端开口位于所述液体排出口(31)的上方。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述内管(6)的直径、所述内筒(21)的上端开口直径和所述外筒(22)的上端开口直径依次增大。

7.根据权利要求5所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述外筒(22)的下端开口直径大于所述内筒(21)的下端开口直径。

8.根据权利要求5所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述外筒(22)的上端开口位于所述扩大段(3)的上端开口的下方。

9.根据权利要求5-8中任意一项所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述内筒(21)的上部为大开口朝上的空心圆台。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述内筒(21)的上部的空心圆台的母线与轴线的夹角为大于0°至45°，所述内筒(21)的下部的空心圆台的母线与轴线的夹角为大于0°至75°。

11.根据权利要求5-8中任意一项所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述外筒(22)的上部为直筒，下部为大开口朝下的空心圆台。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述外筒(22)的下部的空心圆台的上端开口位于所述内筒(21)的下部的空心圆台的上端开口的上方，并且位于所述内筒(21)的上端开口的下方；所述外筒(22)的下部的空心圆台的下端开口位于所述内筒(21)的下部的空心圆台的下端开口的上方。

13.根据权利要求11所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述外筒(22)的下部的空心圆台的母线与轴线的夹角为大于0°至75°。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述沸腾床反应器中，所述壳体(1)的顶部设置有催化剂加入管(9)，所述壳体(1)的底部设置有催化剂排出管(10)。

15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括以下步骤：

(a)将由所述三相分离部件(2)分离出的液相进行过滤；

(b)将由所述三相分离部件(2)分离出的气相进行脱硫化氢处理；

(c)在固定床加氢反应条件下，在加氢催化剂的存在下，将步骤(a)得到的滤出液、步骤(b)得到的经过脱硫化氢处理的气体和氢气加到固定床反应器中进行反应。

16.根据权利要求15所述的方法，其中，所述方法还包括：将经过所述固定床反应器反应后得到的物流进行气液分离。

17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述方法还包括：将所述气液分离过程中得到的气体作为至少部分所述含氢气的气体返回到所述沸腾床反应器中。

18.根据权利要求16所述的方法，其中，所述方法还包括：将所述气液分离过程中得到的液体进行分馏。

19.根据权利要求1和15-18中任意一项所述的方法，其中，所述沸腾床加氢反应条件包括：反应温度为340-480℃，反应压力为6-25MPa，液时体积空速为0.2-4h^-1，氢油体积比为250-1500。

20.根据权利要求15-18中任意一项所述的方法，其中，所述固定床加氢反应条件包括：反应温度为340-430℃，反应压力为6-20MPa，液时体积空速为0.15-1h^-1，氢油体积比为250-1500。