CN106635138A - 一种浆态床加氢裂化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及石油炼制领域，公开了一种浆态床加氢裂化方法，包括：将原料油、氢气和加氢催化剂引入浆态床反应器中进行加氢反应，并且将所得到的反应物料通过旋液分离器进行分离，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管引出以循环回所述浆态床反应器的内腔中；分离所得的贫固含量组分从产物油出口引出至所述浆态床反应器之外；分离所得的气相从气相出口引出至所述旋液分离器之外。本发明提供的上述浆态床加氢裂化方法能够在高含量催化剂的存在下加工重质原料油。而且，应用本发明的方法进行浆态床加氢裂化方法时，能够强化热、质传递效果，提高渣油转化率。

Description

一种浆态床加氢裂化方法

技术领域

本发明涉及石油炼制领域，具体地，涉及一种浆态床加氢裂化方法。

背景技术

进入21世纪以来，石油产品消费量随着世界经济规模的扩张而不断增大。但是受原油资源储量的限制，未来石油资源供应紧张是必然的趋势。为缓解这一趋势的发展，超重稠油、油砂及天然沥青和页岩油等非常规石油资源的开采受到广泛的重视。在全球的原油供应中，高硫、高金属、高残炭的劣质原油比例将逐年上升。因此，重质油的高效加工和充分利用已成为全球炼油工业关注的焦点。

重油的轻质化技术可以分为加氢路线和脱碳路线两大类。近年来，随着环保法规的日益严格和产品质量标准的不断升级，加氢路线产品在杂原子含量、苯及烯烃含量及稳定性等方面的优势日趋明显。另外，加氢工艺在资源利用效率和节能减排等方面也具有脱碳工艺不可比拟的优点。因此，劣质渣油加氢工艺及相关组合工艺成为近年来炼油科技工作者们工作的重点之一。

渣油加氢技术主要有固定床、移动床、沸腾床及浆态床等四类，其中固定床渣油加氢因工艺技术相对简单、投资相对较低而得到最广泛应用。但是，由于受到催化剂使用周期的限制，固定床渣油加氢技术对原料性质有严格的限制，一般认为，固定床技术适用于处理残炭值小于15％、金属(Ni+V)含量小于200μg/g的原料。虽然相对于固定床有较宽的原料适应范围，但是因移动床技术设备复杂，投资和运营成本较高，而使其大规模工业应用受到一定限制。沸腾床和浆态床技术能够实现催化剂的在线置换，而具有加工更为劣质原料的优势，在原油劣质化趋势不断加剧的今天而备受青睐。

沸腾床是目前使用较多的渣油加氢的设备。正常操作时，催化剂悬浮于反应器内，形成膨胀的催化剂床层。床层液速小于催化剂颗粒的带出速度。气相则从反应器底部的气体分布器进入床层，以气泡形式通过床层，流出反应器，因床层貌似沸腾而得名。此外，通过反应器内催化剂的在线置换，排出积累的焦炭和失活催化剂，并维持反应器内催化剂活性稳定，进而达到拓展原料适用性，提高操作苛刻度，延长操作周期的目的。虽然这种床层较固定床高效，但是在催化剂运用方面还有许多可改进的地方，其中之一便是催化剂颗粒较大，单位重量催化剂的表面积较低，利用率不高；另一方面，催化剂在反应器内呈“沸腾”状态，催化剂颗粒间相互碰撞和摩擦的机率增大，容易出现磨损和催化剂破裂，增大了催化剂损耗，并影响下游装置的操作。

CN1458234A公开了一种渣油加工方法及设备，并具体公开了采用在一个反应器内设置多段不同功能的沸腾床以加工渣油，其催化剂基质为氧化铝，活性组分为钼和镍，催化剂粒径在50-400μm之间。催化剂粒径减小后，带出速度随之降低，为了维持沸腾床的操作模式，床层中的液相线速必须下降，否则催化剂被带出，影响下游操作。

浆态床加氢裂化技术相对于沸腾床技术，具有更广的原料适用性，可以加工世界上所有的劣质重油，并且催化剂成本更为低廉，反应设备简单，投资较低。使用浆态床处理原料油的共同特点是催化剂与原料油混合后一起进入反应器，反应一定时间后，油、剂又一起从反应器流出，并通过未转化油携带催化剂返回反应器的形式，提高催化剂使用效率并提高原料转化率。但这种操作模式下，原料单程转化率较低，多次循环后催化剂活性难以维持，考虑到催化剂使用成本，使得反应器中的催化剂含量处于较低水平，现有技术的催化剂添加量一般为0.1-5％(以活性金属计，占原料油的重量)。目前，浆态床渣油加氢工艺所使用的催化剂的功能比较单一，活性组元仅能提供加氢的功能，无法提供足够的裂化活性促进渣油油中沥青质等大分子的裂化。CN1219569A公开了一种活性金属无机盐为前驱物的水溶性浆态床催化剂催化剂，活性成分为Mo、Ni、Co、W等金属氧化物或无机盐。此类催化剂除了具有功能单一的缺点外，添加进入反应体系时需要进行高速剪切以促进分散，导致整个工艺过程能耗增加。CN102049252A公开了一种将活性金属负载到活性炭上的悬浮床催化剂及制备方法。该催化剂的活性炭载体强度较低，在反应器内或者后续分离过程中，容易磨损或粉化，影响下游操作。上述目前的渣油浆态床反应体系中，沥青质等大分子的裂化主要依靠高温，发生热裂化反应，导致较高的焦炭和气体产率。

因此，为了克服现有技术的上述缺陷，本领域内亟需找到一种新的能够在高含量的催化剂的存在下加工重质原料油的加氢裂化方法。

发明内容

本发明的目的是克服采用现有技术的方法加工原料油时存在的反应器中催化剂含量低以及原料油转化率低的缺陷，提供一种新的能够在高含量的催化剂的存在下加工重质原料油的浆态床加氢裂化方法。

为了实现上述目的，本发明提供一种浆态床加氢裂化方法，该方法在设置旋液分离器的浆态床反应器中实施，该方法包括：将原料油、氢气和加氢催化剂引入浆态床反应器中进行加氢反应，并且将所得到的反应物料通过旋液分离器进行分离，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管引出以循环回所述浆态床反应器的内腔中；分离所得的贫固含量组分从产物油出口引出至所述浆态床反应器之外；分离所得的气相从气相出口引出至所述旋液分离器之外。

本发明提供的上述浆态床加氢裂化方法能够在高含量的催化剂的存在下加工重质原料油。具体地，本发明通过提高浆态床反应器内加氢催化剂藏量、强化加氢反应过程达到促进沥青质等大分子转化的目的，另一方面，通过优化反应器的结构和形式，改变反应器液体物料的运动方式，提高液体运动速度，防止焦炭生成及沉积，延长操作周期，提高原料适用性。

而且，应用本发明的方法进行浆态床加氢裂化方法时，能够强化热、质传递效果，提高重质油和/或高芳烃油的转化率。

另外，优选情况下，本发明的方法还能够使用具有强化加氢处理能力成型微球催化剂，克服现有技术的催化剂活性难以维持、功能单一的缺陷。

本发明的其它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是本发明的一种优选实施方式的旋液分离器的结构示意图。

图2是本发明第一种优选实施方式的反应器结构示意图。

图3是本发明的第二种优选实施方式的反应器结构示意图。

附图标记说明

1、反应器壳体 2、旋液分离器内腔

3、套筒 4、旋液分离器入口

5、气相出口 6、底流管

7、气体分布器 8、反应器内腔

9、出气口 10、产物油出口

11、进气口 12、卸剂口

13、加剂口 14、原料油入口

具体实施方式

以下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。

本发明提供了一种浆态床加氢裂化方法，该方法在设置旋液分离器的浆态床反应器中实施，该方法包括：将原料油、氢气和加氢催化剂引入浆态床反应器中进行加氢反应，并且将所得到的反应物料通过旋液分离器进行分离，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管引出以循环回所述浆态床反应器的内腔中；分离所得的贫固含量组分从产物油出口引出至所述浆态床反应器之外；分离所得的气相从气相出口引出至所述旋液分离器之外。

所述浆态床加氢裂化方法适应于本领域内常规的需要进行加氢裂化的原料油。优选地，所述原料油为重质油和/或高芳烃油；所述高芳烃油的馏程为300-550℃，且芳烃含量大于80重量％；所述重质油包括减压渣油、重质原油、超重质原油、油砂、天然沥青、页岩油和煤焦油中的至少一种。更加优选所述原料油为重质油和高芳烃油，所述重质油和高芳烃油的重量比为0.1：1至1.1：1。本发明的重质油的特点是，相对密度较大，一般大于1.0，胶质及沥青质等大分子、硫氮杂原子及金属含量高。

优选在将所述高芳烃油引入浆态床反应器中之前，先对所述高芳烃油进行加氢处理，使得加氢后的原料油中的氢碳原子比在1.3-1.6：1之间。

优选情况下，所述加氢催化剂中含有载体和活性金属元素，所述载体包括氧化硅-氧化铝和氧化铝，所述活性金属元素包括铁、钙和钼，所述催化剂为微球型，且平均粒径为20-200μm；优选为50-120μm；更优选为60-100μm。

优选以所述催化剂的总重量计，所述活性金属元素以氧化物计的含量为10-40重量％。

更加优选以所述加氢催化剂的总重量计，钙和钼以氧化物计的含量分别为0.1-1重量％和5-10重量％。

在本发明中，所述反应物料并不特指仅含有原料油、加氢催化剂和氢气的物料，本文中的反应物料泛指参与加氢反应过程的所有物料，包括固相、气相和液相物料，也包括反应物、生成物等。

优选氢气从位于浆态床反应器的壳体底部的进气口进入浆态床反应器的内腔中，引起反应物料在浆态床反应器的内腔中进行相对运动从而有利于浆态床反应器中反应的进行。

优选所述旋液分离器包括旋液分离器入口、旋液分离器内腔、气相出口、产物油出口和底流管。物料通过旋液分离器入口进入旋液分离器内腔中利用自身的离心力进行分离，分离得到气相物从所述气相出口引出至所述旋液分离器之外，分离得到固含量较小的组分从位于旋液分离器上部的产物油出口引出至所述旋液分离器之外，分离得到的固含量较大的组分从位于旋液分离器下部的底流管引出至所述旋液分离器之外。

优选地，先将所述原料油进行加热预处理后再引入所述浆态床反应器中进行加氢反应。所述加热预处理是为了使得进入所述浆态床反应器中的反应物料能够更加高效地进行加氢反应。优选所述加热预处理的条件包括温度为350-500℃；更优选为360-460℃。

也可以先将部分氢气预热后引入所述浆态床反应器中，氢气预热温度在360-550℃之间，优选为370-500℃。

优选情况下，所述浆态床反应器中进一步设置有使得所述反应物料在所述浆态床反应器的内腔中进行内循环的套筒，所述套筒的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与所述浆态床反应器的壳体上的进气口连通，所述氢气通过所述进气口依次引入至所述导管和所述套筒中。通过设置所述套筒，并且氢气从所述进气口进入所述套筒内，使得套筒内的反应物料中的气含量明显比套筒外的反应物料中的气含量要高，从而推动套筒内的反应物料向上运动，而套筒外的反应物料相对向下运动，如此在浆态床反应器的内腔中形成内循环，促进了反应物料中气、固、液三相之间的相互反应，从而能够提高反应效率。要求引导氢气的所述导管的内径小于所述套筒的内径是为了使得所述浆态床反应器的内腔中的反应物料能够从所述套筒的底部进入所述套筒中。因此，本领域技术人员能够据此确定所述导管和所述套筒的内径的比值。

所述套筒可以为一根或至少两根。优选套筒为至少两根，至少两根的所述套筒下部的所述导管与所述进气口之间设置有气体分布器；所述氢气通过所述进气口依次引入至所述气体分布器、所述导管和所述套筒中。所述气体分布器的设置是为了能够使得进入所述浆态床反应器的内腔中的氢气能够更加均匀地分布，氢气经气体分布器平均分配到每个内置的套筒底部，在此处的气体分布器将氢气分散成小气泡，每个套筒内的气泡均向上移动，使套筒内的气含量大于套筒外的气含量。凭借套筒内外流体密度的差异，在一定的垂直距离范围内形成压差，该压差推动套筒外流体向下流动，在套筒内流体向上流动，如此形成内循环。从而有利于浆态床反应器的内腔中反应的高效进行。

优选所述贫固含量组分中的固含量不高于0.5重量％。

优选所述富固含量组分中的固含量为5-50重量％；

更加优选所述富固含量组分中的固含量为10-40重量％。

优选地，所述套筒的长度为所述浆态床反应器的内腔的长度的2/5至4/5。

所述浆态床反应器的内腔的长度与所述浆态床反应器的内腔的内径之比可以为5-20：1；优选

所述浆态床反应器的内腔的长度与所述浆态床反应器的内腔的内径之比为8-15：1。

优选地，所述浆态床反应器的内腔的内径为50-6000mm；

进一步优选所述浆态床反应器的内腔的内径为300-5000mm。

优选地，所述套筒的内径为所述浆态床反应器的内腔的内径的1/100至3/4。

优选地，所述导管伸入所述套筒内部的长度为所述套筒的长度的1/1000至1/10。

根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明所述的将所述反应物料通过旋液分离器中进行分离在图1所示的旋液分离器中进行，具体地：所述旋液分离器包括旋液分离器入口4、旋液分离器内腔2、气相出口5、产物油出口10和底流管6。

物料通过旋液分离器入口4进入旋液分离器内腔2中利用自身的离心力进行分离，分离得到气相物从所述气相出口5引出至所述旋液分离器之外，分离得到固含量较小的组分从位于旋液分离器上部的产物油出口10引出至所述旋液分离器之外，分离得到的固含量较大的组分从位于旋液分离器下部的底流管6引出至所述旋液分离器之外。

所述旋液分离器可以为设置在所述浆态床反应器的内腔中的一级或至少两级旋液分离器。

或者所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔之外的一级旋液分离器。

优选地，所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔中的一级或至少两级旋液分离器。所述反应物料从旋液分离器入口沿切线方向进入，控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为5-15m/s；优选控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为7-12m/s。在旋液分离器内腔中形成旋转运动，依靠离心力对所述反应物料进行分离。浆态床反应器内置旋液分离器时，优选所述旋液分离器入口为喇叭形，在反应器液面处或液面下方，反应物料从旋液分离器入口沿旋液分离器圆周的切线方向进入。

所述至少两级的所述旋液分离器中的前一级的旋液分离器中分离得到的贫固含量组分进入相邻的后一级旋液分离器中，分离得到的富固含量组分从底流管返回至所述浆态床反应器的内腔中，以及最后一级旋液分离器中分离得到的贫固含量组分从所述产物油出口引出至所述浆态床反应器之外。

所述浆态床反应器的内腔是由浆态床反应器壳体构成的内部空间。

本领域技术人员可以根据本发明的描述结合本领域内的常规技术手段确定本发明的所述浆态床反应器的内腔的容积与所述旋液分离器的容积，优选情况下，所述旋液分离器的容积与所述浆态床反应器的内腔的容积之比为1：100至1：1000。

根据本发明的第一种优选的具体实施方式，本发明所述的浆态床加氢裂化方法在图2所示的浆态床反应器中进行，具体地，该浆态床反应器包括：反应器壳体1，该反应器壳体的下部设置有卸剂口12、进气口11和原料油入口14，该反应器壳体的上部设置有出气口9和加剂口13；所述反应器壳体1的内部空间构成反应器内腔8，该反应器内腔的上部设置有旋液分离器，所述反应器内腔中的反应物料从旋液分离器入口4进入所述旋液分离器的旋液分离器内腔2中进行分离，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管6返回至所述反应器内腔8中，分离所得的贫固含量组分从产物油出口10引出至浆态床反应器外，分离所得的气相从气相出口5引出至所述旋液分离器之外。该反应器内腔8的底部还设置有使得反应物料在所述反应器内腔8内进行内循环的套筒3，所述套筒3的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与所述反应器壳体1的进气口11连通。并且，所述套筒3为1根或至少两根，所述旋液分离器设置为两级或两级以上，至少两根的套筒下部的所述导管与所述进气口11之间设置有气体分布器7。

根据上述第一种优选的具体实施方式，催化剂和原料油分别从所述反应器壳体1的加剂口13和原料油入口14进入所述反应器内腔8中，并且氢气依次通过进气口11、气体分布器7以及导管分别引入到图2中的套筒3内，套筒内充满含有气、固、液三相的反应物料，引入的气体使得套筒中的反应物料的气含量增加，从而向上运动，并且相对地，套筒外的反应物料沿着所述套筒外壁向下运动，如此形成内循环，同时，反应器内腔8中的气、固、液三相反应物料从旋液分离器入口4进入第一级的旋液分离器的旋液分离器内腔2中进行分离，所得的气相通过气相出口5引出至所述旋液分离器之外，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管6返回至所述反应器内腔8中，分离所得的贫固含量组分引入第二级的旋液分离器的旋液分离器内腔2中进行分离，所得的气相通过气相出口5引出至所述旋液分离器之外，分离所得的富固含量组分从第二级的旋液分离器下部的底流管6返回至所述反应器内腔8中，分离所得的贫固含量组分从产物油出口10引出至反应器外。从所述气相出口5引入的气相通过出气口9引出至浆态床反应器之外。反应完的催化剂从卸剂口12引出至浆态床反应器之外。

根据本发明的第二种优选的具体实施方式，本发明所述的浆态床加氢裂化方法在图3所示的浆态床反应器中进行，具体地，该浆态床反应器包括：反应器壳体1，该反应器壳体的下部设置有卸剂口12、进气口11和原料油入口14，该反应器壳体的上部设置有出气口9和加剂口13；所述反应器壳体1的内部空间构成反应器内腔8，该反应器壳体1的外部设置有旋液分离器，所述反应器内腔中的反应物料从旋液分离器入口4进入所述旋液分离器的旋液分离器内腔2中进行分离，分离所得的富固含量组分依次从所述旋液分离器下部的底流管6和连接所述底流管末端和所述反应器内腔的引导管返回至所述反应器内腔8中，分离所得的贫固含量组分从产物油出口10引出至浆态床反应器之外，分离所得的气相从气相出口5引出至所述旋液分离器之外。该反应器内腔8的底部还设置有使得反应物料在所述反应器内腔8内进行内循环的套筒3，所述套筒3的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与所述反应器壳体1的进气口11连通。并且，所述套筒3为1根或至少两根，所述旋液分离器设置为1级，套筒下部的所述导管与所述进气口11之间设置有气体分布器7。

根据上述第二种优选的具体实施方式，催化剂和原料油分别从所述反应器壳体1的加剂口13和原料油入口14进入所述反应器内腔8中，并且氢气依次通过进气口11、气体分布器7以及导管分别引入到图3中的套筒3内，套筒内充满含有气、固、液三相的反应物料，引入的氢气使得套筒中的反应物料的气含量增加，从而向上运动，并且相对地，套筒外的反应物料沿着所述套筒外壁向下运动，如此形成内循环，同时，反应器内腔8中的气、固、液三相反应物料从旋液分离器入口4进入旋液分离器的旋液分离器内腔2中进行分离，所得的气相通过气相出口5引出至所述旋液分离器之外，分离所得的富固含量组分依次从所述旋液分离器下部的底流管6以及连接所述底流管末端和所述反应器内腔的引导管返回至所述反应器内腔8中，分离所得的贫固含量组分从产物油出口10引出至浆态床反应器之外。从所述气相出口5引入的气相通过出气口9引出至浆态床反应器之外。反应完的催化剂从卸剂口12引出至浆态床反应器之外。

优选情况下，所述加氢反应的条件包括：温度为360-480℃，压力为12-25MPa，氢油体积比为500-2000：1，浆态床反应器内腔中的液时体积空速为0.1-5.0h^-1。更加优选所述压力为15-22MPa；特别优选所述压力为18-20MPa。

优选所述浆态床反应器的内腔中的反应物料中的加氢催化剂的平均含量为5-50重量％；优选为10-40％重量％。新鲜的加氢催化剂从浆态床反应器上部的加剂口进入浆态床反应器中，从浆态床反应器下部卸剂口卸出，维持浆态床反应器内腔中反应物料的平均固含量基本不变。

特别地，在没有相反说明的情况下，本发明中有关催化剂的含量均是以催化剂中的活性金属的氧化物计的含量。

优选地，控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述浆态床反应器的内腔中的反应物料在所述套筒外的向下流动的平均速率为0.1-0.3m/s。

分离所得的气相从气相出口引出至所述旋液分离器之外，气相流出浆态床反应器后经冷却、分离形成轻质烃油和干气，干气大部分循环使用，按比例将其余部分净化除去甲烷、乙烷、二氧化碳、一氧化碳及其它杂质气体，然后循环使用。

分离所得的贫固含量组分从产物油出口引出至所述浆态床反应器之外，所述贫固含量组分从产物油出口引出后，卸压后依次经常压分馏塔和减压分馏塔分离，得到减压渣油，部分减压渣油可循环加工，另一部分可进行带出催化剂分离处理。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

其中，浆态床反应器中的反应物料中的加氢催化剂的平均含量通过床层密度差计算得到。

以下实施例和对比例中所使用的原料油为塔河减压渣油或者为塔河减压渣油和高芳烃油，所述塔河减压渣油的性质如表1中所示。

所述高芳烃油为催化裂化油浆，且高芳烃油的馏程为300-550℃，芳烃含量为85重量％。

表1

项目	＞430℃塔河减压渣油	分析方法
			密度(20℃)/(g·cm-3)	1.0241	GB/T 2540
(残炭)/重量％	22.7	GB/T 17144
			(元素)/重量％
C	85.84	SH/T 0656
			H	10.12	SH/T 0656
S	2.80	GB/T 17040
			N	0.45	化学发光法
(四组分)/重量％		RIPP 10-90
			饱和分	23.7
芳香分	34.9
			胶质	21.7
沥青质	19.7
			(金属)/(μg·g-1)		RIPP 124-90
Ni	49
			V	325
馏程/℃		ASTM D6352
			初馏点	389
5％	421
			10％	438
50％	588
			70％	636
90％

实施例1-8用于说明本发明的浆态床加氢裂化方法。

实施例1

本实施例中的浆态床反应器为内置旋液分离器的浆态床反应器，本实施例采用图2所示的浆态床反应器进行浆态床加氢裂化方法。具体的操作方法如本发明的上述第一种优选的具体实施方式所述。

其中，套筒的长度为浆态床反应器的内腔的长度的3/5；套筒的内径为300mm，反应器内腔的内径为5000mm，所述导管伸入所述套筒内部的长度为200mm，底流管的长度为100mm，所述浆态床反应器的内腔的长度与所述浆态床反应器的内腔的内径之比为10：1。两级旋液分离器的容积相同，且旋液分离器的容积与浆态床反应器的内腔的容积之比为1：800。

浆态床反应器的内腔中的反应物料在套筒外的向下流动的平均速率为0.2m/s；所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为8m/s。

使用的加氢催化剂的组成如下：以加氢催化剂的总重量计，以氧化物计的Fe含量为30重量％、以氧化物计的Mo含量为8重量％、以氧化物计的Ca含量为0.8重量％。所述加氢催化剂的平均粒径为80μm；将所述加氢催化剂进行硫化处理，待用。

本实施例中的原料油为塔河减压渣油和高芳烃油，且塔河减压渣油和高芳烃油的重量比为3：1；本实施例的加氢反应的条件如表2中所示；加氢反应的结果如表3中所示。

实施例2

实施例2采用与实施例1相似的方法和装置进行，所不同的是，原料油中塔河减压渣油和高芳烃油的重量比为7：1。加氢反应的条件如表2中所示；加氢反应的结果如表3中所示。

实施例3

实施例3采用与实施例1相似的方法和装置进行，所不同的是，加氢催化剂的平均粒径为150μm；加氢反应的条件如表2中所示；加氢反应的结果如表3中所示。

实施例4

实施例4采用与实施例1相似的方法和装置进行，所不同的是：

加氢反应的温度不同，具体的加氢反应的条件如表2中所示；加氢反应的结果如表3中所示。

实施例5

实施例5采用与实施例4相似的方法和装置进行，所不同的是：

加氢反应的温度不同，具体的加氢反应的条件如表2中所示；加氢反应的结果如表3中所示。

表2

反应条件	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	实施例5
						压力/MPa	18	18	18	18	18
温度/℃	420	420	420	430	440
						催化剂平均含量/重量％	40％	40％	40％	40％	40％
液时体积空速/h-1	0.2	0.2	0.2	0.2	0.2
						氢油体积比	1000	1000	1000	1000	1000

表3

	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	实施例5
						产物分布/重量％
气体(C1-C4)	4.07	4.35	4.24	5.41	7.21
						汽油(IBP-180℃)	20.89	17.23	18.97	21.11	20.31
柴油(180-350℃)	35.06	32.85	34.71	37.52	36.31
						蜡油(350-524℃)	36.24	38.98	36.55	32.77	31.17
渣油(＞524℃)	5.62	8.23	6.49	6.21	7.81
						生焦率	0.69	1.04	1.53	0.83	1.28
合计	102.57	102.68	102.26	103.85	104.09
						转化率(>524℃)/％	91.04	88.06	90.31	90.73	88.34

实施例6

本实施例中的浆态床反应器为外置旋液分离器的浆态床反应器，本实施例采用图3所示的浆态床反应器进行浆态床加氢裂化方法。具体的操作方法如本发明的上述第二种优选的具体实施方式所述。

套筒的长度为浆态床反应器的内腔的长度的3/5；套筒的内径为300mm，反应器内腔的内径为5000mm；所述导管伸入所述套筒内部的长度为200mm；底流管的长度为100mm，所述浆态床反应器的内腔的长度与所述浆态床反应器的内腔的内径之比为10：1。旋液分离器的容积与浆态床反应器的内腔的容积之比为1：600。

浆态床反应器的内腔中的反应物料在套筒外的向下流动的平均速率为0.2m/s；所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为8m/s。

使用的加氢催化剂组成与实施例1中的加氢催化剂相同，所述加氢催化剂的平均粒径为80μm；将所述加氢催化剂进行硫化处理，待用。

本实施例中的原料油为塔河减压渣油和高芳烃油，且塔河减压渣油和高芳烃油的重量比为3：1；本实施例的加氢反应的条件如表4中所示；加氢反应的结果如表5中所示。

实施例7

本实施例中的浆态床反应器为外置旋液分离器的浆态床反应器，本实施例采用图3所示的浆态床反应器进行浆态床加氢裂化方法。具体的操作方法如本发明的上述第二种优选的具体实施方式所述。

其中，旋液分离器的结构和形状与实施例6中涉及的旋液分离器相同，且本实施例中的浆态床反应器的内腔与实施例6中涉及的浆态床反应器的内腔容积相同，所不同的是旋液分离器的容积与浆态床反应器的内腔的容积之比为1：400。

反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为6m/s。

使用的加氢催化剂与实施例6中的加氢催化剂相同。

本实施例中的原料油为塔河减压渣油和高芳烃油，且塔河减压渣油和高芳烃油的重量比为3：1；本实施例的加氢反应的条件如表4中所示；加氢反应的结果如表5中所示。

表4

反应条件	实施例6	实施例7	对比例1	对比例2
					压力/MPa	18	18	18	18
温度/℃	420	420	420	420
					催化剂平均含量/重量％	30	30	5	10
液时体积空速/h-1	0.2	0.2	0.2	0.2
					氢油体积比	1000	1000	1000	1000

表5

	实施例6	实施例7	对比例1	对比例2
					产物分布/重量％
气体(C1-C4)	3.07	3.35	5.24	6.41
					汽油(IBP-180℃)	18.89	17.43	12.97	13.51
柴油(180-350℃)	34.06	31.85	29.71	30.5
					蜡油(350-524℃)	35.74	36.98	34.54	32.77
渣油(＞524℃)	7.62	9.23	14.53	13.32
					生焦率	2.69	3.04	4.27	5.34
合计	102.07	101.88	101.26	101.85
					转化率(>524℃)/％	88.63	86.22	78.32	80.12

对比例1

利用内环流浆态床小型连续实验装置，对实施例1中的原料油进行了常规浆态床加氢裂化反应，反应条件如表4所示。其中，催化剂为环烷酸铁，添加量为5重量％(以催化剂中的活性金属单质计)。反应结果见表5。与实施例1相比，原料转化率较低，仅为78.32％，而生焦率较高达4.27％。

对比例2

本对比例采用与对比例1相同的装置和催化剂，所不同的是：将催化剂加入量提高至10重量％。

结果：反应过程中焦炭产率达5.34％，影响小型连续装置的操作。

从上述实施例和对比例的结果可以看出，本发明提供的上述浆态床加氢裂化方法能够在高含量的催化剂的存在下加工重质原料油。而且，应用本发明的方法进行浆态床加氢裂化方法时，能够强化热、质传递效果，提高渣油转化率。

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，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

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 (16)

1.一种浆态床加氢裂化方法，其特征在于，该方法在设置旋液分离器的浆态床反应器中实施，该方法包括：将原料油、氢气和加氢催化剂引入浆态床反应器中进行加氢反应，并且将所得到的反应物料通过旋液分离器进行分离，分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管引出以循环回所述浆态床反应器的内腔中；分离所得的贫固含量组分从产物油出口引出至所述浆态床反应器之外；分离所得的气相从气相出口引出至所述旋液分离器之外。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述浆态床反应器中还设置有使得所述反应物料在所述浆态床反应器的内腔中进行内循环的套筒，所述套筒的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与所述浆态床反应器的壳体上的进气口连通，所述氢气通过所述进气口依次引入至所述导管和所述套筒中。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述套筒为一根或至少两根，至少两根的所述套筒下部的所述导管与所述进气口之间设置有气体分布器；所述氢气通过所述进气口依次引入至所述气体分布器、所述导管和所述套筒中。

4.根据权利要求2所述的方法，其中，所述套筒的长度为所述浆态床反应器的内腔的长度的2/5至4/5；优选

所述浆态床反应器的内腔的内径为50-6000mm，进一步优选为300-5000mm。

5.根据权利要求2或4所述的方法，其中，所述套筒的内径为所述浆态床反应器的内腔的内径的1/100至3/4；优选

所述导管伸入所述套筒内部的长度为所述套筒的长度的1/1000至1/10。

6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔中的一级或至少两级旋液分离器，或者所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔之外的一级旋液分离器。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔中的一级或至少两级旋液分离器；至少两级的所述旋液分离器中的前一级的旋液分离器中分离得到的贫固含量组分进入相邻的后一级旋液分离器中，分离得到的富固含量组分从底流管返回至所述浆态床反应器的内腔中，以及最后一级旋液分离器中分离得到的贫固含量组分从所述产物油出口引出至所述浆态床反应器之外。

8.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述旋液分离器为设置在所述浆态床反应器的内腔之外的一级旋液分离器，并且将旋液分离器中分离所得的富固含量组分从所述旋液分离器下部的底流管引出，通过连接所述底流管末端和所述浆态床反应器的内腔的引导管将所述富固含量组分循环回所述浆态床反应器的内腔中。

9.根据权利要求2-5中任意一项所述的方法，其中，所述底流管的长度为所述套筒的长度的1/5至9/10。

10.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述加氢催化剂中含有载体和活性金属元素，所述载体包括氧化硅-氧化铝和氧化铝，所述活性金属元素包括铁、钙和钼，所述加氢催化剂为微球型，且平均粒径为20-200μm；优选为50-120μm；更优选为60-100μm。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，以所述加氢催化剂的总重量计，所述活性金属元素以氧化物计的含量为10-40重量％；优选

以所述加氢催化剂的总重量计，钙和钼以氧化物计的含量分别为0.1-1重量％和5-10重量％。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢反应的条件包括：温度为360-480℃，压力为12-25MPa，氢油体积比为500-2000：1，浆态床反应器的内腔中的液时体积空速为0.1-5.0h^-1；优选

所述压力为15-22MPa；更优选

所述压力为18-20MPa。

13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述浆态床反应器的内腔中的反应物料中的加氢催化剂的平均含量为5％-50％重量％；

优选所述浆态床反应器的内腔中的反应物料中的加氢催化剂的平均含量为10-40％重量％。

14.根据权利要求2所述的方法，其中，控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述浆态床反应器的内腔中的反应物料在所述套筒外的向下流动的平均速率为0.1-0.3m/s。

15.根据权利要求1所述的方法，其中，控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为5-15m/s；优选

控制所述氢气进入所述浆态床反应器中的流量，使得所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为7-12m/s。

16.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油为重质油和/或高芳烃油；所述高芳烃油的馏程为300-550℃，且芳烃含量大于80重量％；所述重质油包括减压渣油、重质原油、超重质原油、油砂、天然沥青、页岩油和煤焦油中的至少一种；优选

所述原料油为重质油和高芳烃油，所述重质油和高芳烃油的重量比为0.1：1至1.1：1。