CN104119952A - 一种烃油的加氢处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种烃油的加氢处理方法，该方法包括：将烃油原料和氢气在加氢处理装置中与设置的多个加氢催化剂床层接触；主加氢预处理反应器与备用加氢预处理反应器交替使用，所述主加氢预处理反应器的在线时间大于所述备用加氢预处理反应器的在线时间。采用本发明的方法可以在不大幅度提高装置运转能耗的情况下，使劣质烃油中的固体颗粒物杂质沉积在加氢预处理单元中，降低了后续加氢处理单元的反应温度，有效保护了后部的加氢催化剂并缓解了其高温积炭失活，延长了加氢催化剂的使用周期。

Description

一种烃油的加氢处理方法

技术领域

本发明涉及一种烃油的加氢处理方法。

背景技术

煤液化过程（又称煤制油过程）是指固体煤炭通过化学加工过程，使其转化成为液体燃料、化工原料等产品的过程。根据不同的加工路线，煤液化可分为直接液化和间接液化两大类：间接液化技术是先将煤全部气化成合成气，然后以煤基合成气（一氧化碳和氢气）为原料，催化合成为液态烃类燃料及其他化工产品；煤直接液化是在高温（通常400℃以上）、高压（通常10MPa以上），在催化剂和溶剂作用下使煤的分子进行裂解加氢，直接转化成液态烃类，再进一步加工精制成汽油、柴油等燃料油。两类技术分别有其优缺点，简单来讲，间接液化得到的产品杂质含量极低，并且柴油产品的十六烷值较高；直接液化技术的优势主要在于其液体烃类产物收率较高，但是煤液化油产品质量较差。

煤焦油是煤炼焦和煤气化生产过程中的副产物，为一种碳氢化合物的复杂混合物。我国在炼焦过程中，煤焦油的回收率仅为71.3％，煤焦油加工量仅占回收量的62%，其余煤焦油作为燃料直接烧掉，这不仅浪费了资源，同时也给环境造成了污染。

蒸汽裂解焦油是蒸汽裂解生产乙烯时所得到的焦油，富含烯烃、二烯烃和芳烃等不饱和物，一般作为燃料油或提取萘、蒽等物质后作为燃料油，价值较低。

生物质作为一种可再生的新型能源，其主要的利用方式是热化学转换，包括热解、气化、直接燃烧等。在生物质利用过程中不可避免地产生焦油等副产品，不仅降低了生物质资源的利用率，而且焦油还对生产设备及周围环境造成污染和损害。因此，焦油的化学利用技术受到广泛关注。生物质热解焦油是极好的液体燃料和化学工业原料，对其化学性质及利用进行研究可以达到污染治理和资源利用的双重功效。

催化裂化油浆是催化裂化过程中所得副产品，馏程比柴油重，富含大量多环芳烃，密度高，硫氮含量高，氢含量低，难以利用，一般只能作为低价值的燃料油或沥青调合料。特别是含有一定量的催化裂化催化剂粉尘，即使在作为燃料油时容易堵塞燃烧喷嘴，造成燃烧中断。

煤液化油、催化裂化油浆、煤焦油、蒸汽裂解焦油、生物焦油中烯烃、芳烃含量高，氧、硫、氮等杂原子含量高，并且含有大量的煤粉等固体颗粒杂质。因此不能作为清洁燃料直接使用，需要将固体颗粒杂质、氧、硫、氮等杂原子进行脱除，调整烯烃、芳烃含量，而加氢处理是最为常见的一种处理方法。

目前，根据反应器的类型，加氢处理主要可以分为沸腾床工艺和固定床工艺，两种工艺各有优缺点。沸腾床工艺可以在线置换催化剂，且由于物料和催化剂呈“沸腾”返混状态，因此内部径向温差、轴向温升都较低，但工艺过程和设备十分复杂；而固定床工艺简单、设备投资成本低、操作简单，但是固定床工艺不能实现催化剂在线置换，且由于煤液化油、催化裂化油浆、煤焦油、蒸汽裂解焦油、生物焦油烯烃、二烯烃或芳烃含量高，而烯烃、二烯烃和芳烃易于在催化剂上结焦，容易导致固定床加氢处理反应器温压降过高，在较短时间内就要停工。另一方面需要固定床对原料中的固体颗粒物杂质有严格限制，因为，固体颗粒物杂质很容易沉积在催化剂的表面以及催化剂颗粒之间的空隙中，导致固定床加氢处理反应器温压降过高，缩短开工周期。

对于煤液化油中不可避免的含有的固体颗粒物杂质，CN1141362C提出了一种煤液化油加氢处理方法，该方法先将煤液化油进行过滤处理掉其中的固体颗粒物杂质，然后进行固定床加氢处理。但是其采用常规的过滤方法只能过滤掉一部分相对较大的固体颗粒物杂质，对于细小微粒的固体颗粒物杂质（如粒径小于25μm）难以控制，若采用精密过滤器过滤成本较高、操作频繁，不能保证长期稳定工作，并且过滤技术不能解决烯烃、二烯烃、芳烃造成的结焦问题。

CN102191072A提出采用蒸馏的方法降低上述固体颗粒物杂质，但蒸馏的过程又会产生较大的额外能耗，并且液体产物收率降低。同样蒸馏也不能解决烯烃、芳烃造成的结焦问题。

为克服固定床加氢反应器加工重油时易于产生压降、操作周期短的缺点，CN1484684A使用可置换反应器和可短路反应器加氢处理重烃馏分的方法。开工初期，A、B两个保护反应器串联操作，B保护反应器在A保护反应器下游；当A保护反应器压降太高或催化剂失活时，迅速将该反应器切出，B保护反应器继续运转，装置不停工；A保护反应器切出后，完成催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程，最后切回反应系统重新运转。此时A保护反应器处于B保护反应器下游；当B保护反应器压降太高或催化剂失活时，切除B保护反应器，A保护反应器单独运转，B保护反应器卸剂、装剂，然后串入A保护反应器之后投入使用。如此反复可延长装置运转周期，但其A、B两个保护反应器一时A在B之前，一时A在B之后，高温高压阀门众多，费用较高，操作复杂，会给生产带来风险和不便。法国IFP公司提出了互换式保护反应器，但是同样地，其设备和操作复杂，生产风险较高。

在加氢以及其它领域，还有一个众所周知的保护器切换方法是采用两个等大的保护反应器在主反应器之前，两个保护反应器轮流使用；首先A保护反应器在线，当A保护反应器压降太高或催化剂失活时，可将该反应器切出，使B保护反应器在线；A保护反应器进行催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程。等B保护反应器压降太高或催化剂失活时，可将B保护反应器切出，将A最后切回反应系统重新运转。由于此种形式高温、高压阀门较少，操作较为简单，是很多工艺所采用的保护反应器形式。但此方法因总有一个保护反应器离线，保护反应器利用效率只有50%，浪费宝贵的反应器空间。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术的上述缺陷，提供一种反应器空间利用效率高、操作简单的烃油的加氢处理方法。

为实现前述目的，本发明提供了一种烃油的加氢处理方法，其中，该方法在一种加氢处理装置中进行，其中，所述加氢处理装置包括依次串联的加氢预处理单元和加氢处理单元，所述加氢预处理单元包括并联的主加氢预处理反应器和备用加氢预处理反应器，所述主加氢预处理反应器的体积大于所述备用加氢预处理反应器的体积；该方法包括：在加氢处理反应条件下，将烃油原料和氢气引入所述加氢处理装置中，并与所述加氢处理装置中设置的多个加氢催化剂床层接触；其中，在加氢处理过程中，加氢预处理单元中的主加氢预处理反应器与备用加氢预处理反应器交替使用，并且，所述主加氢预处理反应器的在线时间大于所述备用加氢预处理反应器的在线时间。

采用本发明的方法，烃油原料（一般为劣质烃油原料）经过本发明的加氢处理装置的加氢预处理单元后，固体颗粒物含量降低，可以达到常规固定床加氢装置进料中对固体颗粒物含量的要求。另外，这些烃油中的一部分烯烃和绝大部分二烯烃容易进行加氢反应、一部分多环芳烃容易进行单环加氢饱反应，而采用本发明的方法进行加氢处理，由于加氢保护单元中的催化剂均为加氢活性较低的保护型催化剂，在加氢保护单元的反应条件下，上述两类容易进行的加氢反应发生，同时释放出反应热；而芳烃的进一步饱和等其他深度加氢反应则在后续的加氢处理单元（例如固定床反应器）中进行。由此，增加的加氢保护单元分散了后续加氢处理单元中的反应热，使后续的加氢处理单元的温升降低，有利于保护后续的加氢处理催化剂，避免了由于温度过高导致的积炭以及压降上升。

与现有技术相比，采用本发明的方法可以在不大幅度提高装置运转能耗的情况下，使烃油原料（如煤液化油/催化裂化油浆/煤焦油/蒸汽裂解焦油/生物质焦油）中的固体颗粒物杂质沉积在本发明所述的加氢预处理单元中，并且降低了后续加氢处理单元的反应温度，有效保护了后部的加氢催化剂并缓解了其高温积炭失活，延长了加氢催化剂的使用周期。

本发明的加氢处理装置中采用非对称可切换式预处理反应器，大的预处理反应器在线时间长，而小的预处理反应器在线时间短，因此反应器空间利用率显著提高，具有明显的经济效益。另外，本发明比CN1484684A描述的互换式保护反应器系统高压阀门少，切换程序简单，操作可靠性更高，风险更小。由于加氢一般为高温、高压反应器，因此简单和可靠的操作程序具有很大的优势。

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为根据本发明的一种优选的实施方式的烃油的加氢处理的工艺流程图。

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。

如图1所示，本发明提供了一种烃油的加氢处理方法，其中，该方法在一种加氢处理装置中进行，其中，所述加氢处理装置包括依次串联的加氢预处理单元和加氢处理单元C，所述加氢预处理单元包括并联的主加氢预处理反应器（图1中为预处理反应器A）和备用加氢预处理反应器（图1中为预处理反应器B），所述主加氢预处理反应器的体积大于所述备用加氢预处理反应器的体积；该方法包括：在加氢处理反应条件下，将烃油原料和氢气引入所述加氢处理装置中，并与所述加氢处理装置中设置的多个加氢催化剂床层接触；其中，在加氢处理过程中，加氢预处理单元中的主加氢预处理反应器与备用加氢预处理反应器交替使用，并且，所述主加氢预处理反应器的在线时间大于所述备用加氢预处理反应器的在线时间。

根据本发明，只要所述主加氢预处理反应器的体积大于所述备用加氢预处理反应器的体积即可实现发明目的。具体优选地，所述主加氢预处理反应器与所述备用加氢预处理反应器的体积比为1.01-50：1，更优选为1.3-30：1，更优选为2.0-10：1。

根据本发明，优选所述主加氢预处理反应器与加氢处理单元的反应器的体积比为0.01-1：1，更优选为0.1-0.5：1。

本发明中，反应器的体积指的是反应器中实际装填的催化剂的体积。

本发明对于主加氢预处理反应器和备用加氢预处理反应器的数目没有特别的限定，各自可以为一个或多个，当为多个反应器时，可以为并联或串联，只要总体积满足上述要求即可，优选地，本发明中，所述主加氢预处理反应器和备用加氢预处理反应器的数目均为一个。

根据本发明，所述加氢处理单元的可选装置范围较宽，现有技术的用于加氢处理的装置均可用于本发明，针对本发明，优选所述加氢处理单元为固定床加氢装置。

根据本发明，只要主加氢预处理反应器的在线时间大于所述备用加氢预处理反应器的在线时间即可提高反应器的空间利用效率。优选地，在所述的烃油加氢处理过程中，所述主加氢预处理反应器和所述备用加氢预处理反应器的在线时间的比例为1.01-60：1，进一步优选为2-20：1，更优选为5-15:1。

根据本发明的一种优选实施方式，所述主加氢预处理反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态。所述主加氢预处理反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态的具体步骤包括，烃油原料和氢气混合后首先进入主加氢预处理反应器，当主加氢预处理反应器压降上升到最大操作允许压降或催化剂活性达不到要求时，切换到备用加氢预处理反应器，将主加氢预处理反应器切除离线，卸出旧催化剂并装入新催化剂后将主加氢预处理反应器并入，同时将备用加氢预处理反应器切除、离线。主加氢预处理反应器在操作一段时间后再次因压降上升到最大操作允许压降或催化剂活性达不到要求时，再次切换到备用加氢预处理反应器操作，将主加氢预处理反应器切除离线，卸出旧催化剂并装入新催化剂后将主加氢预处理反应器并入，同时将备用加氢预处理反应器切除、离线。如此反复。备用加氢预处理反应器投用几次后也会产生压降增加、催化剂活性下降的情况，当压降快要达到最大允许操作压降或催化剂活性达不到要求时，则在备用加氢预处理反应器切除离线期间更换催化剂。

本领域技术人员可以了解的是，所述更换催化剂的时间包括催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程的时间，这些过程的具体步骤和时间已为本领域技术人员公知，在此不再赘述。

根据本发明，依照所述烃油原料的流向，优选所述主加氢预处理反应器和所述备用加氢预处理反应器中均设置有加氢保护催化剂床层和/或加氢脱金属催化剂床层。即，所述主加氢保护反应器和备用加氢保护反应器均可只设置有加氢保护催化剂床层，还均可同时设置有加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层。其中，优选同时依次设置有加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层，所述加氢保护催化剂床层中加氢保护催化剂的装填量与加氢脱金属催化剂床层中加氢脱金属催化剂的装填量可以为本领域常规的选择。优选地，所述加氢保护催化剂与所述加氢脱金属催化剂的装填体积比为1：0.01-20；优选1：0.1-3。

根据本发明，依照所述烃油原料的流向，优选所述加氢处理单元中设置至少一个加氢精制催化剂床层和/或至少一个加氢裂化催化剂床层，优选依次设置至少一个加氢精制催化剂床层和至少一个加氢裂化催化剂床层。所述至少一个加氢精制催化剂床层和/或至少一个加氢裂化催化剂床层可以设置于相同或不同的反应器中。其中，各催化剂床层设置的数目和催化剂的装填量可以为本领域的常规选择，本发明对此没有特别的限定。

本发明中所用到的催化剂如加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂均可以为本领域常规的具有这些功能的催化剂。一般地，上述催化剂都是以多孔无机氧化物如氧化铝为载体、以第ⅥB族和/或第VIII族金属如W、Mo、Co和Ni中的一种或多种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和B中一种或多种的催化剂。使用时可以单独商购各种催化剂后组合使用，也可以直接商购包括上述各种催化剂的全系列加氢处理催化剂，如购自催化剂长岭分公司的RG、RDM、RMS和RN系列重、渣油加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢精制催化剂和/或加氢裂化催化剂。

根据本发明，优选所述加氢保护催化剂均采用中国石化催化剂长岭分公司生产的RG系列加氢保护催化剂，例如可以依照所述烃油原料的流向，依次装填牌号为RG-20、RG-30E、RG-30A和RG-30B的加氢保护催化剂。

根据本发明，优选所述加氢脱金属催化剂均采用中国石化催化剂长岭分公司生产的RDM系列脱金属催化剂，例如采用中国石化催化剂长岭分公司生产的RDM-35脱金属剂。

本发明中，优选加氢保护催化剂RG-20外观为蜂窝圆柱型，当量直径为15-17mm，装填床层空隙率为55-65体积%，装填量占该预处理反应器总装填量的0-50体积%，优选15-30体积%；优选RG-30A外观为拉西环型，当量直径为5.5-6.5mm，装填床层空隙率为45-55体积%，装填量占该预处理反应器总装填量的1-70体积%，优选15-50体积%；优选RG-30B外观为拉西环型，当量直径为2.5-3.5mm，装填床层空隙率为40-50体积%，装填量占该预处理反应器总装填量的1-70体积%，优选15-50体积%。加氢脱金属催化剂RDM-35，外观为蝶形挤条，当量直径为1.1mm，装填床层空隙率为40-50体积%，装填量占该预处理反应器总装填量的0-50体积%，优选15-50体积%。

根据本发明，所述加氢处理反应条件可以为本领域常规的各种加氢处理反应条件，优选地，所述加氢处理反应条件包括：

加氢预处理单元中：温度为250-440℃，进一步优选为280-420℃；氢分压为2-25MPa，进一步优选为6-20MPa；氢油体积比为200-2500，进一步优选为500-1500；液时空速为0.1-3h^-1，进一步优选为0.3-1.5h^-1；

加氢处理单元中：温度为250-440℃，进一步优选为280-420℃；氢分压为2-20MPa，进一步优选为6-16MPa；氢油体积比为200-2000，进一步优选为500-1200；液时空速为0.1-3h^-1，进一步优选为0.3-1.5h^-1。

本发明的方法特别适合于劣质烃油原料的处理，例如特别适合于硫元素、氮元素以及氧元素含量较高的烃油的处理，具体地，优选所述烃油原料中，以烃油原料的总质量为基准，硫元素的含量为0.01-10质量%，氮元素的含量为0.01-10质量%，氧元素的含量为0.01-50质量%。

本发明的方法同样特别适合于馏程较高的烃油原料的处理，优选馏程为C₅-545℃，更优选为C₅-500℃的烃油原料。一般来说，烃油馏程越重，其所含固体颗粒物杂质越多。烃油中的固体颗粒物杂质主要为催化剂粉末、杂质等，其中，固体颗粒物杂质含量与本发明所述的加氢处理装置压降增大成正相关，这将决定本发明的加氢处理装置的主预处理反应器、备用预处理反应器的切换频次。

具体地，采用本发明的方法，可以处理馏程较重的煤液化油、催化裂化油浆、煤焦油、蒸汽裂解焦油和生物质焦油中的一种或多种。

本发明中，所述煤焦油为煤直接或间接液化得到的液体产物，煤液化油中的固体颗粒物杂质主要为煤粉或催化剂粉末。其中，固体颗粒物以及烯烃、多环芳烃杂质含量与本发明所述的加氢处理装置压降增大成正相关关系，这能够决定本发明的加氢处理装置的主预处理反应器、备用预处理反应器的切换频次。

根据本发明，优选以煤液化油的总质量为基准，所述煤液化油中硫元素的含量为0.01-5质量%，氮元素的含量为0.01-5质量%，氧元素的含量为0.01-5质量%；所述煤液化油的馏程为C₅-545℃。

本发明中，所述催化裂化油浆为催化裂化分馏塔塔底的液体产物。催化裂化油浆的固体颗粒物杂质主要为催化剂粉末。其中，固体颗粒物杂质含量与本发明所述的加氢处理装置压降增大成正相关关系，这能够决定本发明的加氢处理装置的主预处理反应器、备用预处理反应器的切换频次。

根据本发明，优选以催化裂化油浆的重量为基准，所述催化裂化油浆中硫元素的含量为0.01-5.0质量%，氮元素的含量为0.01-5.0质量%，氧元素的含量为0.01-2.0质量%；催化裂化油浆的馏程为C₅-545℃。

本发明中，所述煤焦油为煤经高温加热得到的液体产物，其馏程一般为C₅-545℃，优选为C₅-500℃。具体切割温度各装置根据实际情况适当调整，一般来说，煤焦油馏程越重，其所含固体颗粒物以及烯烃、多环芳烃等杂质越多。对此，本领域技术人员均能知悉，在此不详细描述。煤焦油中的固体颗粒物杂质主要为煤粉。其中，固体颗粒物以及烯烃、多环芳烃杂质含量与本发明所述的加氢处理装置压降增大成正相关关系，这能够决定本发明的加氢处理装置的主预处理反应器、备用预处理反应器的切换频次。

根据本发明，优选以煤焦油的总质量为基准，所述煤焦油中硫元素的含量为0.01-8质量%，氮元素的含量为0.01-8质量%，氧元素的含量为0.01-10质量%；所述煤焦油的馏程为C₅-545℃。

本发明中，蒸汽裂解焦油是蒸汽裂解生产乙烯时所得到的焦油，富含烯烃、二烯烃和芳烃等不饱和物，易于在反应器入口产生压降。

根据本发明，优选以蒸汽裂解焦油的重量为基准，所述蒸汽裂解焦油中硫元素的含量为0-5.0质量%，氮元素的含量为0-5.0质量%，氧元素的含量为0-5.0质量%，馏程为C₅-545℃。

本发明中，所述生物质焦油是生物质经高温加热得到的液体产物，其馏程一般为C₅-545℃，优选为C₅-500℃。具体切割温度各装置根据实际情况适当调整，一般来说，生物质焦油馏程越重，其所固体颗粒物、烯烃及胶质杂质越多。对此，本领域技术人员均能知悉，在此不详细描述。生物质焦油中的固体颗粒物杂质、烯烃、胶质等含量与本发明所述的加氢处理装置压降增大成正相关，这能够决定本发明的加氢处理装置的主预处理反应器、备用预处理反应器的切换频次。

根据本发明，优选以生物质焦油的总质量为基准，所述生物质焦油中硫元素的含量为0.01-12.0质量%，氮元素的含量为0.01-12.0质量%，氧元素的含量为0.01-40质量%。

下面结合图1对本发明的加氢处理装置中的并联加氢预处理反应器的操作进行更详细的说明。如图1所示，加氢处理过程开始时，阀门V-1和V-2打开，阀门V-3和V-4关闭，烃油原料与氢气引入预处理反应器A，然后通过管线依次进入加氢处理单元C（例如固定床加氢装置）进行反应。当操作一定时间后，预处理反应器A的压降达到或接近设备最大允许压降（一般规定为0.7MPa）或催化剂活性达不到要求时，关闭阀门V-1和V-2，并同时打开阀门V-3和V-4，烃油原料和氢气进入预处理反应器B、然后依次进入加氢处理单元C进行反应。预处理反应器A换新鲜催化剂，换剂完成后立即将预处理反应器A切入并切除预处理反应器B（关闭阀门V-3和V-4，并同时打开阀门V-1和V-2）。预处理反应器B由于在线时间短，可不必更换催化剂。如此循环，经过一定次数循环后预处理反应器B压降也达到或接近设备最大允许压降（一般规定为0.7MPa）或催化剂活性达不到要求，则在预处理反应器B离线时更换催化剂。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。本发明中所用的各种催化剂均为中国石化长岭催化剂公司生产。

实施例1

本实施例使用的加氢处理装置中，主加氢预处理反应器为一个预处理反应器A，备用加氢预处理反应器为一个预处理反应器B，所述加氢处理单元C为固定床加氢装置，如图1所示。

预处理反应器A中依次装填RG-20催化剂30mL、RG-30E催化剂30mL、RG-30A催化剂30mL、RG-30B催化剂30mL和RDM-35催化剂30ml，共计150mL；预处理反应器B中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂10mL、RG-30A催化剂10mL、RG-30B催化剂10mL和RDM-35催化剂10ml，共计50mL；固定床加氢装置反应器中依次装填RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计900mL。

煤液化油性质见表1。

煤液化油与氢气混合后进入预处理反应器A，然后进入固定床加氢装置反应器。煤液化油进料量为600g/h，氢气流量为600L/h，预处理反应器A入口处氢分压为15.0MPa，预处理反应器A的床层平均反应温度为350℃。预处理反应器A出口生成油和气体不经分离进入固定床加氢装置反应器进行加氢处理，固定床加氢过程反应压力为15.0MPa，床层平均反应温度为370℃，分离反应产物得到加氢重油（性质见表2）、气体、加氢石脑油和加氢柴油。

进煤液化油1000小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的预处理反应器B进行操作，反应条件不变。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除预处理反应器A的100小时后重新切入预处理反应器A，同时切除预处理反应器B。在第二个操作时间段中，预处理反应器A操作运行1000小时后压降接近0.7MPa，切换为预处理反应器B，继续运转100小时后预处理反应器B压降未有明显上升，说明预处理反应器B还可继续使用，即使再切入预处理反应器A，预处理反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入预处理反应器A，只用预处理反应器B、固定床加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入煤液化油，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，预处理反应器B运转200小时后压降接近0.7MPa，即预处理反应器B从开始运转至停工共运转400小时。说明预处理反应器A运转4个周期后预处理反应器B需要换一次催化剂。

本发明中，定义预处理反应器空间利用效率为：

以上A代表预处理反应器A，B代表预处理反应器B。

代入上述预处理反应器A的总操作时间为4个周期共4000小时，预处理反应器A中催化剂的体积为150ml，预处理反应器B的总操作时间为4个周期共400小时，预处理反应器B中催化剂的体积为50ml，计算出预处理反应器空间利用效率为70.5%。

对比例1

与实施例1的流程一致，不同的是，对比例1中预处理反应器A和预处理反应器B催化剂种类和数量相同，均依次装填RG-20催化剂20mL、RG-30E催化剂20mL、RG-30A催化剂20mL、RG-30B催化剂20mL和RDM-35催化剂20ml，共计100mL；且预处理反应器A和预处理反应器B在线时间相同，其余条件均相同，得到的加氢重油产品性质见表2。

进煤液化油650小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开预处理反应器B的上下游阀门，与此同时关闭预处理反应器A的上下游阀门，切换到并联的预处理反应器B，在正常操作条件下运转。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。预处理反应器B切入并运转650小时后，预处理反应器B的压降接近0.7MPa，然后采用同样切换方式切入预处理反应器A，切除预处理反应器B并更换同样量的催化剂。如此反复循环。

预处理反应器空间利用效率定义同实施例1。

代入上述A预处理反应器总操作时间650*n小时（n为操作周期数），A预处理反应器催化剂体积100ml，B预处理反应器总操作时间650*n小时，B预处理反应器催化剂体积100ml，计算出预处理反应器空间利用效率为50%。

由实施例1和对比例1的结果可以看出，采用非对称可切换式预处理反应器，同时大的预处理反应器在线时间长，而小的预处理反应器在线时间短的处理煤液化油的工艺方法，可以明显提高反应器空间利用率，并且操作方便。

对比例2

对比例2不采用预处理反应器A和B，直接将煤液化油送入固定床加氢装置（即加氢处理单元）进行加氢处理。固定床加氢装置催化剂为：RG-20催化剂40mL、RG-30E催化剂40mL、RG-30A催化剂40mL、RG-30B催化剂40mL和RDM-35催化剂40ml，RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计1100mL。

煤液化油与氢气混合后直接进入固定床加氢装置反应器，操作条件与实施例1相同，得到的加氢重油产品性质见表2。

进煤液化油1300小时后，固定床加氢装置的压降接近0.7MPa，接近装置设计承受压降的最大值，停工。

实施例2

本实施例使用的加氢处理装置中，主加氢预处理反应器为一个预处理反应器A，备用加氢预处理反应器为一个预处理反应器B，所述加氢处理单元C为固定床加氢装置，如图1所示。

预处理反应器A中依次装填RG-20催化剂30mL、RG-30E催化剂30mL、RG-30A催化剂30mL、RG-30B催化剂30mL和RDM-35催化剂30ml，共计150mL；预处理反应器B中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂10mL、RG-30A催化剂10mL、RG-30B催化剂10mL和RDM-35催化剂10ml，共计50mL；固定床加氢装置反应器中依次装填RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计900mL。

煤焦油性质见表3。

煤焦油与氢气混合后进入预处理反应器A，然后进入固定床加氢装置反应器。煤焦油进料量为254g/h，氢气流量为367L/h，预处理反应器A入口处氢分压为15.0MPa，预处理反应器A的床层平均反应温度为350℃。预处理反应器A出口生成油和气体不经分离进入固定床加氢装置反应器进行加氢处理，固定床加氢过程反应压力为15.0MPa，床层平均反应温度为380℃，分离反应产物得到加氢重油（性质见表4）、气体、加氢石脑油和加氢柴油。

进煤焦油800小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭预处理反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的预处理反应器B进行操作，反应条件不变。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除预处理反应器A的100小时后重新切入预处理反应器A，同时切除预处理反应器B。在第二个操作时间段中，预处理反应器A操作运行800小时后压降接近0.7MPa，切换为预处理反应器B，继续运转100小时后预处理反应器B压降未有明显上升，说明预处理反应器B还可继续使用，即使再切入预处理反应器A，预处理反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入预处理反应器A，只用预处理反应器B、固定床加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入煤焦油，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，预处理反应器B运转200小时后压降接近0.7MPa，即预处理反应器B从开始运转至停工共运转400小时。说明预处理反应器A运转4个周期后预处理反应器B需要换一次催化剂。

定义预处理反应器空间利用效率为：

以上A代表预处理反应器A，B代表预处理反应器B。

代入上述预处理反应器A的总操作时间为4个周期共3200小时，预处理反应器A中催化剂的体积为150ml，预处理反应器B的总操作时间为4个周期共400小时，预处理反应器B中催化剂的体积为50ml，计算出预处理反应器空间利用效率为69.4%。

对比例3

与实施例2的流程一致，不同的是，对比例3中预处理反应器A和预处理反应器B的催化剂种类和数量相同，均依次装填RG-20催化剂20mL、RG-30E催化剂20mL、RG-30A催化剂20mL、RG-30B催化剂20mL和RDM-35催化剂20ml，共计100mL；且预处理反应器A和预处理反应器B在线时间相同，其余条件均与实施例2相同，得到的加氢重油产品性质见表4。

进煤焦油550小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开预处理反应器B的上下游阀门，与此同时关闭预处理反应器A的上下游阀门，切换到并联的预处理反应器B，在正常操作条件下运转。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。预处理反应器B切入并运转550小时后，预处理反应器B的压降接近0.7MPa，然后采用同样切换方式切入预处理反应器A，切除预处理反应器B并更换同样量的催化剂。如此反复循环。

预处理反应器空间利用效率定义同实施例1。

代入上述A预处理反应器总操作时间550*n小时（n为操作周期数），A预处理反应器催化剂体积100ml，B预处理反应器总操作时间550*n小时，B预处理反应器催化剂体积100ml，计算出预处理反应器空间利用效率为50%。

由实施例2和对比例3的结果可以看出，采用用非对称可切换式预处理反应器，同时大的预处理反应器在线时间长，而小的预处理反应器在线时间短的处理煤焦油的工艺方法，可以明显提高反应器空间利用率，并且操作方便。

对比例4

对比例4不采用预处理反应器A和B，直接将煤焦油送入固定床加氢装置（即加氢处理单元）进行加氢处理。固定床加氢装置催化剂为：RG-20催化剂40mL、RG-30E催化剂40mL、RG-30A催化剂40mL、RG-30B催化剂40mL和RDM-35催化剂40ml，RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计1100mL。

煤焦油与氢气混合后直接进入固定床加氢装置反应器，操作条件与实施例2相同，得到的加氢重油产品性质见表4。

进煤焦油1000小时后，固定床加氢装置的压降接近0.7MPa，接近装置设计承受压降的最大值，停工。

实施例3

本实施例使用的加氢处理装置中，主加氢预处理反应器为一个预处理反应器A，备用加氢预处理反应器为一个预处理反应器B，所述加氢处理单元C为固定床加氢装置，如图1所示。

预处理反应器A中依次装填RG-20催化剂30mL、RG-30E催化剂30mL、RG-30A催化剂30mL、RG-30B催化剂30mL和RDM-35催化剂30ml，共计150mL；预处理反应器B中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂10mL、RG-30A催化剂10mL、RG-30B催化剂10mL和RDM-35催化剂10ml，共计50mL；固定床加氢装置反应器中依次装填RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计900mL。

生物质焦油性质见表5。

生物质焦油与氢气混合后进入预处理反应器A，然后进入固定床加氢装置反应器。生物质焦油进料量为360g/h，氢气流量为459L/h，预处理反应器A入口处氢分压为15.0MPa，预处理反应器A的床层平均反应温度为320℃。预处理反应器A出口生成油和气体不经分离进入固定床加氢装置反应器进行加氢处理，固定床加氢过程反应压力为15.0MPa，床层平均反应温度为360℃，分离反应产物得到加氢重油（性质见表6）、气体、加氢石脑油和加氢柴油。

进生物质焦油750小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的预处理反应器B进行操作，反应条件不变。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除预处理反应器A的100小时后重新切入预处理反应器A，同时切除预处理反应器B。在第二个操作时间段中，预处理反应器A操作运行750小时后压降接近0.7MPa，切换为预处理反应器B，继续运转100小时后预处理反应器B压降未有明显上升，说明预处理反应器B还可继续使用，即使再切入预处理反应器A，预处理反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入预处理反应器A，只用预处理反应器B、固定床加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入生物质焦油，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，预处理反应器B运转200小时后压降接近0.7MPa，预处理反应器B从开始运转至停工共运转400小时。说明预处理反应器A运转4个周期后预处理反应器B需要换一次催化剂。

定义预处理反应器空间利用效率为：

以上A代表预处理反应器A，B代表预处理反应器B。

代入上述预处理反应器A的总操作时间为4个周期共4000小时，预处理反应器A中催化剂的体积为150ml，预处理反应器B的总操作时间为4个周期共400小时，预处理反应器B中催化剂的体积为50ml，计算出预处理反应器空间利用效率为69.1%。

对比例5

与实施例3的流程一致，不同的是，对比例5中预处理反应器A和预处理反应器B的催化剂种类和数量相同，均依次装填RG-20催化剂20mL、RG-30E催化剂20mL、RG-30A催化剂20mL、RG-30B催化剂20mL和RDM-35催化剂20ml，共计100mL；且预处理反应器A和预处理反应器B在线时间相同，其余条件均相同，得到的加氢重油产品性质见表6。

进生物质焦油500小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开预处理反应器B的上下游阀门，与此同时关闭预处理反应器A的上下游阀门，切换到并联的预处理反应器B，在正常操作条件下运转。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。预处理反应器B切入并运转500小时后，预处理反应器B的压降接近0.7MPa，然后采用同样切换方式切入预处理反应器A，切除预处理反应器B并更换同样量的催化剂。如此反复循环。

预处理反应器空间利用效率定义同实施例3。

代入上述A预处理反应器总操作时间500*n小时（n为操作周期数），A预处理反应器催化剂体积100ml，B预处理反应器总操作时间500*n小时，B预处理反应器催化剂体积100ml，计算出预处理反应器空间利用效率为50%。

在运转期间，固定床加氢处理单元反应器（为绝热反应器）出口与入口温度差始终低于40℃。

由实施例3和对比例5的结果可以看出，采用用非对称可切换式预处理反应器，同时大的预处理反应器在线时间长，而小的预处理反应器在线时间短的处理生物质焦油的工艺方法，可以明显提高反应器空间利用率，并且操作方便。

对比例6

对比例6不采用预处理反应器A和B，直接将生物质焦油送入固定床加氢装置（即加氢处理单元）进行加氢处理。固定床加氢装置催化剂为：RG-20催化剂40mL、RG-30E催化剂40mL、RG-30A催化剂40mL、RG-30B催化剂40mL和RDM-35催化剂40ml，RDM-33催化剂100mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂600mL，共计1100mL。

生物质焦油与氢气混合后直接进入固定床加氢装置反应器，操作条件与实施例3相同，得到的加氢重油产品性质见表6。

进生物质焦油900小时后，固定床加氢装置的压降接近0.7MPa，接近装置设计承受压降的最大值，停工。

实施例4

本实施例使用的加氢处理装置中，主加氢预处理反应器为一个预处理反应器A，备用加氢预处理反应器为一个预处理反应器B，所述加氢处理单元C为固定床加氢装置，如图1所示。

预处理反应器A中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂30mL、RG-30A催化剂30mL、RG-30B催化剂30mL和RDM-35催化剂50ml，共计150mL；预处理反应器B中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂10mL、RG-30A催化剂10mL、RG-30B催化剂10mL和RDM-35催化剂10ml，共计50mL；固定床加氢装置反应器中依次装填RDM-33催化剂200mL、RMS-30催化剂200mL和RN-32V催化剂500mL，共计900mL。

催化裂化油浆性质见表7。

催化裂化油浆与氢气混合后进入预处理反应器A，然后进入固定床加氢装置反应器。催化裂化油浆进料量为550g/h，氢气流量为650L/h，预处理反应器A入口处氢分压为15.0MPa，预处理反应器A的床层平均反应温度为350℃。预处理反应器A出口生成油和气体不经分离进入固定床加氢装置反应器进行加氢处理，固定床加氢过程反应压力为15.0MPa，床层平均反应温度为375℃，分离反应产物得到加氢重油（性质见表8）、气体、加氢石脑油和加氢柴油。

进催化裂化油浆1000小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的预处理反应器B进行操作，反应条件不变。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除预处理反应器A的100小时后重新切入预处理反应器A，同时切除预处理反应器B。在第二个操作时间段中，预处理反应器A操作运行1000小时后压降接近0.7MPa，切换为预处理反应器B，继续运转100小时后预处理反应器B压降未有明显上升，说明预处理反应器B还可继续使用，即使再切入预处理反应器A，预处理反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入预处理反应器A，只用预处理反应器B、固定床加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入催化裂化油浆，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，预处理反应器B运转200小时后压降接近0.7MPa，即预处理反应器B从开始运转至停工共运转400小时。说明预处理反应器A运转4个周期后预处理反应器B需要换一次催化剂。

本发明中，定义预处理反应器空间利用效率为：

以上A代表预处理反应器A，B代表预处理反应器B。

代入上述预处理反应器A的总操作时间为4个周期共4000小时，预处理反应器A中催化剂的体积为150ml，预处理反应器B的总操作时间为4个周期共400小时，预处理反应器B中催化剂的体积为50ml，计算出预处理反应器空间利用效率为70.5%。

实施例5

本实施例使用的加氢处理装置中，主加氢预处理反应器为一个预处理反应器A，备用加氢预处理反应器为一个预处理反应器B，所述加氢处理单元C为固定床加氢装置，如图1所示。

预处理反应器A中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂20mL、RG-30A催化剂30mL、RG-30B催化剂30mL和RDM-35催化剂60ml，共计150mL；预处理反应器B中依次装填RG-20催化剂10mL、RG-30E催化剂10mL、RG-30A催化剂10mL、RG-30B催化剂10mL和RDM-35催化剂10ml，共计50mL；固定床加氢装置反应器中依次装填RDM-33催化剂200mL、RMS-30催化剂300mL和RN-32V催化剂400mL，共计900mL。

蒸汽裂解焦油性质见表8。

蒸汽裂解焦油与氢气混合后进入预处理反应器A，然后进入固定床加氢装置反应器。蒸汽裂解焦油进料量为450g/h，氢气流量为550L/h，预处理反应器A入口处氢分压为14.5MPa，预处理反应器A的床层平均反应温度为360℃。预处理反应器A出口生成油和气体不经分离进入固定床加氢装置反应器进行加氢处理，固定床加氢过程反应压力为14.5MPa，床层平均反应温度为380℃，分离反应产物得到加氢重油（性质见表8）、气体、加氢石脑油和加氢柴油。

进蒸汽裂解焦油1000小时后，预处理反应器A的压降接近0.7MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的预处理反应器B进行操作，反应条件不变。预处理反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除预处理反应器A的100小时后重新切入预处理反应器A，同时切除预处理反应器B。在第二个操作时间段中，预处理反应器A操作运行1000小时后压降接近0.7MPa，切换为预处理反应器B，继续运转100小时后预处理反应器B压降未有明显上升，说明预处理反应器B还可继续使用，即使再切入预处理反应器A，预处理反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入预处理反应器A，只用预处理反应器B、固定床加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入催化裂化油浆，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，预处理反应器B运转200小时后压降接近0.7MPa，即预处理反应器B从开始运转至停工共运转400小时。说明预处理反应器A运转4个周期后预处理反应器B需要换一次催化剂。

本发明中，定义预处理反应器空间利用效率为：

以上A代表预处理反应器A，B代表预处理反应器B。

代入上述预处理反应器A的总操作时间为4个周期共4000小时，预处理反应器A中催化剂的体积为150ml，预处理反应器B的总操作时间为4个周期共400小时，预处理反应器B中催化剂的体积为50ml，计算出预处理反应器空间利用效率为70.5%。

表1

	煤液化油
		密度(20°C)，g/cm3	0.950
溴价，gBr/100g	25.0
		馏程，°C(初馏点-终馏点)	100-490
元素含量，质量%
		硫	0.69
氮	1.18
		氧	2.30

表2

加氢重油性质	实施例1	对比例1	对比例2
				密度(20°C)，g/cm3	0.851	0.855	0.876
馏程，°C(初馏点-终馏点)	80-370	80-370	81-371
				元素含量，μg/g
硫	120	122	130
				氮	160	161	170
氧	2800	2810	2890

表3

	煤焦油
		密度(20°C)，g/cm3	1.0603
溴价，gBr/100g	20.0
		馏程，°C(初馏点-终馏点)	100-520
元素含量，质量%
		硫	0.24
氮	0.50
		氧	8.9

表4

加氢重油性质	实施例2	对比例3	对比例4
				密度(20℃)，g/cm3	0.8710	0.8745	0.8843
馏程，℃（初馏点-终馏点）	117-405	120-410	122-420
				元素含量，μg/g
硫	21	45	60
				氮	24	30	55
氧	＜0.2	＜0.2	＜0.2

表5

	生物质焦油
		密度(20℃)，g/cm3	1.200
溴价，gBr/100g	15.0
		馏程，℃（初馏点-终馏点）	100-500
元素含量，质量%
		硫	0.01
氮	0.08
		氧	32.6

表6

加氢重油性质	实施例3	对比例5	对比例6
				密度(20℃)，g/cm3	0.8655	0.8700	0.8745
馏程，℃（初馏点-终馏点）	100-390	105-395	108-402
				元素含量，μg/g
硫	10	15	18
				氮	2	5	10
氧	＜0.2	＜0.2	＜0.2

表7

实施例4	催化裂化油浆	加氢重油
			密度(20℃)，g/cm3	0.9665	0.8990
馏程，℃（初馏点-终馏点）	150-395	135-399
			元素含量，μg/g
硫	8100	1500
			氮	4200	2150
氧	＜20	＜20

表8

实施例5	蒸汽裂解焦油	加氢重油
			密度(20℃)，g/cm3	0.9665	0.8990
馏程，℃（初馏点-终馏点）	160-415	145-419
			元素含量，μg/g
硫	6100	1350
			氮	850	270
氧	＜20	＜20

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (17)

1.一种烃油的加氢处理方法，其特征在于，该方法在一种加氢处理装置中进行，其中，所述加氢处理装置包括依次串联的加氢预处理单元和加氢处理单元，所述加氢预处理单元包括并联的主加氢预处理反应器和备用加氢预处理反应器，所述主加氢预处理反应器的体积大于所述备用加氢预处理反应器的体积；该方法包括：在加氢处理反应条件下，将烃油原料和氢气引入所述加氢处理装置中，并与所述加氢处理装置中设置的多个加氢催化剂床层接触；其中，在加氢处理过程中，加氢预处理单元中的主加氢预处理反应器与备用加氢预处理反应器交替使用，并且，所述主加氢预处理反应器的在线时间大于所述备用加氢预处理反应器的在线时间。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与所述备用加氢预处理反应器的体积比为1.01-50：1。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与所述备用加氢预处理反应器的体积比为1.3-30：1。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与所述备用加氢预处理反应器的在线时间的比例为1.01-60：1。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与所述备用加氢预处理反应器的在线时间的比例为2-20:1。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与加氢处理单元的反应器的体积比为0.01-1：1。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述主加氢预处理反应器与加氢处理单元的反应器的体积比为0.1-0.5：1。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，依照所述烃油原料的流向，所述主加氢预处理反应器和所述备用加氢预处理反应器中均设置有加氢保护催化剂床层和/或加氢脱金属催化剂床层。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，依照所述烃油原料的流向，所述加氢处理单元中设置至少一个加氢精制催化剂床层和/或至少一个加氢裂化催化剂床层。

11.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，所述加氢处理反应条件包括：

加氢预处理单元中：温度为250-440℃，氢分压为2-25MPa，氢油体积比为200-2500，液时空速为0.1-3h^-1；

加氢处理单元中：温度为250-440℃，氢分压为2-20MPa，氢油体积比为200-2000，液时空速为0.1-3h^-1。

12.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，所述烃油原料选自煤液化油、催化裂化油浆、煤焦油、蒸汽裂解焦油和生物质焦油中的一种或多种。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，以煤液化油的总质量为基准，所述煤液化油中硫元素的含量为0.01-5.0质量%，氮元素的含量为0.01-5.0质量%，氧元素的含量为0.01-5.0质量%；所述煤液化油的馏程为C₅-545℃。

14.根据权利要求12所述的方法，其中，以催化裂化油浆的总质量为基准，所述催化裂化油浆中硫元素的含量为0.01-5.0质量%，氮元素的含量为0.01-5.0质量%，氧元素的含量为0.01-5.0质量%；所述催化裂化油浆的馏程为C₅-545℃。

15.根据权利要求12所述的方法，其中，以煤焦油的总质量为基准，所述煤焦油中硫元素的含量为0.01-8.0质量%，氮元素的含量为0.01-8.0质量%，氧元素的含量为0.01-10.0质量%；所述煤焦油的馏程为C₅-545℃。

16.根据权利要求12所述的方法，其中，以蒸汽裂解焦油的重量为基准，所述蒸汽裂解焦油中硫元素的含量为0-5.0质量%，氮元素的含量为0-5.0质量%，氧元素的含量为0-5.0质量%；所述蒸汽裂解焦油的馏程为C₅-545℃。

17.根据权利要求12所述的方法，其中，以生物质焦油的总质量为基准，所述生物质焦油中硫元素的含量为0.01-12.0质量%，氮元素的含量为0.01-12.0质量%，氧元素的含量为0.01-40.0质量%，所述生物质焦油的馏程为C₅-545℃。