CN110408430B - 一种组合工艺处理重烃的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种组合工艺处理重烃的方法。劣质原料油与氢气混合后，首先通过加氢预处理区；反应流出物经分离后与催化裂化循环油进入加氢处理反应区，所得反应流出物进行分离，得到加氢渣油进行催化裂化反应，得到循环油和/或油浆循环至加氢预处理反应区，得到另一部分循环油循环至加氢处理反应区第一混氢罐；其中加氢预处理反应区的反应温度t1高于加氢处理反应区的反应温度t2。本发明方法能够提高加氢处理主催化剂的利用率，延长联合装置的运转周期，并增加装置的运行效率。

Description

一种组合工艺处理重烃的方法

技术领域

本发明涉及石油炼制领域，尤其涉及一种采用渣油加氢处理和催化裂化组合工艺处理重质渣油的方法。

背景技术

目前，国内外油品市场对轻、中质油品的需求仍将呈持续上升的趋势，对燃料油等重质油品的需求则呈下降趋势。此外，由于环境保护的压力日益增加，各国普遍提高了石油产品尤其是车用汽柴油产品的质量标准要求。在上述市场趋势下，既能以较经济合理的代价实现重油轻质化、又能使所得到的产品满足不断苛刻的汽柴油产品规格的炼油技术成了国内外炼油技术开发商重点开发的技术之一。

在重质油品轻质化的各种工艺方法中，将重质油品首先进行加氢处理，然后加氢尾油进行催化裂化加工是一种较好的工艺过程。通过加氢，显著降低这些原料中的金属、硫、氮、沥青质含量，提高氢碳比，进而为催化裂化和延迟焦化等装置提供优良的原料。目前主要的加氢工艺主要有沸腾床、悬浮床、移动床和固定床工艺，其中悬浮床和移动床工艺还很不成熟，并且成本较高。沸腾床投资较高，并且操作难度较大。固定床因成本低、操作简单并且安全性小，技术成熟，因而发展较快。

现有技术中，通过设置有多个加氢催化剂床层的多个加氢反应器实现对重质油品的加氢处理。但是，重质油品通常黏度较大、金属杂质或沥青质较高，在加氢过程中，金属和焦炭会逐渐沉积在催化剂上，容易使催化剂快速失活，床层堵塞，压力升高，这一现象在第一个加氢反应器尤其严重，而且，当第一个反应器中的压降达到或接近理论压降上限时，反应器中极易出现热点，此时装置只能被迫停工，缩短了重质油品加氢处理装置的运转周期。

CN1349554A公开了一种带层状催化剂床层的上流式反应器系统加氢处理重质原料的方法。用至少两个不同加氢活性的催化剂的上流式固定床反应器加氢处理金属、硫和含碳残质污染的重质原料。但该方法运行周期短，一般不超过1年。

CN1484684A 中提出可置换反应器和可短路反应器加氢处理重烃馏分的方法，该专利中保护反应器为传统下流式固定床反应器，如果原料中 Ca、Fe 含量较高时，由于反应物流由上向下，如果这些固体杂质堵塞催化剂间的缝隙，即使保护剂孔道内沉积金属的能力未到饱和量时，这种反应器压降也会升高，从而必须切换至另外一个反应器。

CN102453530A公开了一种加工重质油品的加氢方法，重质油品原料油和氢气混合后进入加氢保护反应区，然后直接进入加氢处理反应区，加氢保护区中设置至少两个并联的可轮流切换使用的上流式加氢保护反应器。该发明采用四种加氢保护剂级配的方法，有利于脱除金属，以防止堵塞和提高主催化剂的寿命，延长装置的操作周期。但该方法对装置运行周期的提高幅度仍然不大。

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,也是最有效的渣油转化技术之一，它可以从渣油中获得更多的轻质油品。在传统的渣油加氢-催化裂化组合工艺中，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。CN102876377B公开了一种重烃原料加氢处理和催化裂化组合方法。上流式反应器与至少一个下流式固定床反应器串联，重烃原料通过UFR 后与催化裂化重馏分混合后进入下流式固定床反应器，加氢反应流出物分离后得到的液相进行催化裂化，所得催化裂化重馏分返回下流式固定床反应器入口。本发明方法在固定床反应器入口引入催化裂化重馏分油，作为稀释油有利于加氢反应和可显著改善床层温升，作为供氢剂可减少入口氢气的注入量，使上流式反应器、下流式固定床反应器以及催化裂化装置协同作用，进一步提高联合流程装置配合作用，进而可以延长运转周期。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。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种组合工艺处理重烃的方法，尤其是一种能够充分发挥不同反应区催化剂性能，增加装置运转周期的重油加氢处理方法。

本发明所提供的一种组合工艺处理重烃的方法，所述方法包括以下内容：

（1）提供至少一个加氢预处理反应区、一个加氢处理反应区和一个催化裂化反应区；加氢预处理反应区内包括加氢保护催化剂和加氢脱金属催化剂，加氢处理反应区内包括加氢脱硫催化剂和加氢脱氮（残炭转化）催化剂，催化裂化反应区内包括催化裂化催化剂；

（2）重烃原料油、催化裂化油浆、催化裂化回炼油和循环氢混合后首先进入加氢预处理反应区，在加氢预处理条件下进行加氢反应，将金属杂质脱除40wt%~90wt%，将硫脱除20wt%~70wt%，得到金属含量降低的反应流出物；

（3）步骤（2）得到的反应流出物进入高压分离器，分离出气体、液体两相；分离所得气体可以经脱硫和压缩机压缩后循环至加氢预处理反应区；

（4）步骤（3）所得液体产物与另一部分催化裂化回炼油和加氢处理区循环回的部分产物混合，进入加氢处理反应区第一混氢罐进行混氢，饱和溶氢后的混合油进入液相加氢处理区第一反应器，在加氢处理条件下进行加氢反应；第一反应器流出物进行饱和溶氢后，进入加氢处理反应区的下游反应器，在加氢处理条件下进行加氢反应；

（5）步骤（4）所得液相加氢反应流出物一部分循环至加氢处理反应区第一混氢罐，另一部分进入第二分离器进行气液分离，得到第二富氢气体和第二液体；

（6）步骤（5）所得第二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；

（7）步骤（6）所得加氢尾油进入催化裂化反应区，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；

（8）步骤（7）所得催化裂化回炼油分为两部分，一部分与催化裂化油浆混合后循环至加氢预处理反应区，另一部分和加氢处理区循环回的部分物流混合后循环回加氢处理反应区第一混氢罐进行混氢。

根据奔本发明的方法，其中步骤（8）还可以包括以下内容：将步骤（7）所得催化裂化柴油的部分或全部循环回加氢处理反应区的第二混氢罐。

根据本发明的方法，其中步骤（2）加氢预处理反应区的平均反应温度t1高于步骤（4）加氢处理反应区的平均反应温度t2，优选t1比t2高5～40℃，更优选t1比t2高高10～30℃。

根据本发明的方法，其中，步骤（1）中提供两个以上的加氢预处理反应区，该两个以上的加氢预处理反应区通常为并联设置、可切换操作的反应区。因此，本发明的方法还可以包括步骤（9），当其中一个加氢预处理反应区不能满足运行要求后，可以将之切出反应流程，并将第二个加氢预处理反应区切入工艺流程中，切出的加氢预处理反应区可以进行催化剂的置换，即卸出失活的旧催化剂，重新装入新鲜的和/或再生的催化剂。当切入的第二个加氢预处理反应区不能满足运行要求后，将已进行催化剂置换的加氢预处理反应区切入工艺流程中，而将第二个加氢预处理反应区短路，切出，并进行催化剂的置换。

所述加氢预处理反应区不能满足运行要求是指：加氢预处理反应区的流出物无法满足下游加氢处理区的进料要求或加氢预处理反应区中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点。

所述无法满足下游加氢处理反应区的进料要求的标准可以为：加氢预处理反应区出口液体产物中的金属含量超过规定值。具体地，评判加氢预处理反应区出口液体产物是否满足下游加氢处理区的进料要求的标准为，流出物液体中的金属含量（指金属Ni、V、Fe、Na和Ca等含量的总和）超过8µg/g～50µg/g中的任一点值，优选为超过10µg/g～30µg/g中的任一点值。

所述的压力降上限为反应器设计最大压力降的0.4～0.8倍，优选0.5～0.8倍。所述热点为至少一个催化剂床层中的径向温差达到15～50℃，优选15～30℃。

本发明方法中，所述的重油原料油指由拔头原油、石油渣油、油砂、沥青、页岩油、液化煤或再生油得到的高沥青质含量的烃类。重油原料油通常含有各种污染物，其残炭值高，硫和氮等杂质含量高，其金属含量通常大于30µg/g。本发明方法尤其适合处理高金属含量的重油原料，尤其适合处理金属(镍+钒)含量大于60µg/g和/或铁含量大于10µg/g和/或钙含量大于10µg/g的重油原料。

本发明的方法中，加氢预处理反应区使用的加氢保护催化剂可以为渣油加氢保护剂，或者根据原料性质按本领域常规方法制备。渣油加氢保护剂为本领域常规催化剂，可以采用市售商品。所述的加氢保护剂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中的一种或几种的氧化物为活性组分的催化剂，例如由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的FZC系列渣油加氢保护剂。

所述的加氢脱金属催化剂可以为渣油加氢脱金属催化剂，或者根据原料性质按本领域常规方法制备。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等的一种或几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、B等元素的催化剂。所述的加氢脱金属催化剂，以催化剂的总重量为基准，并以氧化物计，钼和/或钨的含量为0.5～15重量％，钴和/或镍的含量为0.3～8 重量％，余量为氧化铝载体。所述的氧化铝载体为一种双峰孔氧化铝，其孔容为0.5～2.0毫升/克，比表面积为120～350米²/克，孔径在10-30纳米的孔容占总孔容30～90％，孔径在100-2000纳米的孔容占总孔容10～50％，孔直径小于10纳米、在30-100纳米之间以及大于2000纳米的孔容之和占总孔容20％以下。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预处理反应区反应过程中表现出了较佳的性能。加氢预处理反应区中，加氢保护催化剂和加氢脱金属催化剂的装填体积比一般为5:95～95:5，优选为10:90～60:40。

在所述的加氢预处理反应区内，优选在加氢脱金属催化剂的下游还包括加氢脱硫催化剂。加氢脱硫催化剂的装填量为加氢脱金属催化剂装填量的0～30v%，优选5v%～30v%。

所述的加氢脱硫催化剂可以是本领域普通的渣油加氢脱硫催化剂，或者根据原料性质按本领域常规方法制备。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。由于本技术中加氢预处理反应区产物中对金属含量有严格的限制，为了更好发挥催化剂体系的整体性能优选使用改进的加氢脱硫催化剂，该催化剂的总体性能处于常规的加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂之间，即该催化剂的孔径较常规加氢脱硫催化剂略大，具有较好的容金属能力，其活性较常规加氢脱金属催化剂略高，具有较强的加氢脱硫能力。

所述的加氢脱硫催化剂，以催化剂的总重量为基准，并以氧化物计，钼和/或钨的含量为10～25重量％，钴和/或镍的含量为1～6重量％，余量为氧化铝载体。所述氧化铝的孔容不小于0.35毫升/克，比表面积为150～350米²/克，孔径在6～15纳米的孔容占总孔容70％以上。

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。一般来说加氢预处理反应区的反应条件为：反应压力为5MPa～35MPa，优选10MPa～20MPa、平均反应温度为340℃～430℃，优选340℃～420℃，液时体积空速为0.1h^-1～5.0h^-1，优选为0.3h^-1～3.0h^-1，氢油体积比为200～2000，优选为300～1500。

本发明方法中，加氢处理反应区中使用的催化剂可以是本领域普通的重质油品加氢处理催化剂，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。

所述的加氢处理反应区内，加氢脱硫催化剂与加氢脱氮催化剂的装填体积比一般为20:80～80:20，优选为40:60～70:30。

所述的加氢脱氮催化剂的性质为：以催化剂的总重量为基准，以氧化物计钼和/或钨的含量为12～30重量％，钴和/或镍的含量为3～12重量％，余量为氧化铝载体。所述氧化铝的孔容不小于0.35毫升/克，比表面积为150～350米²/克，孔径在6～15纳米的孔容占总孔容的40～75 %。

根据本发明的方法，其中加氢处理反应区内还可以包括少量加氢脱金属催化剂，加氢脱金属催化剂装填在加氢脱硫催化剂的上游，加氢脱金属催化剂的装填量为加氢处理反应区催化剂总装填量的0～30v%，优选2v%～30v%。

加氢处理反应区内催化剂的装填顺序一般是使反应物流依次与加氢脱金属催化剂、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FZC系列渣油加氢脱金属催化剂、脱硫催化剂和脱氮催化剂，也可以根据本领域现有方法制备。

本发明中，加氢处理反应区的反应条件为：反应压力为5MPa～35MPa，优选是10MPa～20MPa、平均反应温度为320℃～420℃，优选是330℃～410℃下操作，液时体积空速一般在0.1h^-1～5.0h^-1，优选为0.3h^-1～3.0h^-1，液相循环比（循环油/新鲜原料油的质量比）为0.1:1～10:1，优选0.2:1～3:1。

本发明方法中，加氢预处理与加氢处理两个反应区属于串联操作，因此两个反应区的压力为同一个压力等级，因压力降的存在可能会有略微的差别。

本发明方法中，加氢预处理反应区内主要进行加氢脱金属和部分加氢脱硫反应，其在较高的温度下操作，有利于脱金属反应的进行，从而使加氢脱金属催化剂的活性能够得到充分利用。脱除了大量金属杂质的物料进入加氢处理反应区进行进一步反应。由于已脱除了大量金属杂质，进入加氢处理反应区的物料对加氢处理区催化剂的毒害大为降低，可以显著提高加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂的利用率，延长加氢处理区催化剂的使用寿命，进而有效延长整套加氢处理装置的运转周期。为了合理匹配两个反应区的操作，加氢预处理反应区的平均反应温度较加氢处理反应区的平均反应温度高5～40℃，优选高10～30℃。

本发明的方法中，所述的加氢预处理反应区可以设置一个或者多个加氢保护反应器，每个加氢保护反应器至少设置有一个加氢保护催化剂床层，若设置有多个催化剂床层，在反应床层之间可以打入急冷氢，以控制反应温度。

本发明的方法中，加氢处理反应区可以设置一台反应器，也可以设置多台反应器，通常设置2～5台，优选设置2～3台反应器。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，若设置两个以上的催化剂床层，则在床层之间可以打入饱和溶氢的生成油，可以进一步增加反应器内液体中的溶解氢量，更好地实现加氢脱硫、加氢脱氮的目的。在加氢处理反应区内，沿着反应物流的流向依次装填加氢脱金属催化剂（可选择的）、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂。本发明方法中，各催化剂床层中催化剂的装填量可以根据原料性质、所选择的催化剂及产品性质的要求来具体选择。

为达到更好的效果，可采用两个以上可切换的加氢预处理反应区。所述可切换的含义是指设置了多个加氢预处理反应区，而每个加氢预处理反应区均可单独连入后续的加氢处理反应区，也可单独从加氢处理反应区切出。

根据本发明的加氢处理方法，设置多个可切换的加氢预处理反应区的目的是为了通过切换使加氢处理反应区各反应器中的催化剂能够获得持续的加氢保护。因此，每个加氢预处理反应区设置反应器的数目和连接关系只要满足切换使用的目的即可。优选地，所述加氢预处理反应区的数量为2个，每个所述的加氢预处理反应区设置1台反应器，优选以并联的方式连接，且两个加氢预处理反应区有且仅有一个处于在线加工状态。加氢预处理反应区内顺序装填加氢保护剂、加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂，各类保护剂和催化剂的级配方式可以根据原料的性质按本领域常规知识确定。

本发明的方法中，所述两个加氢预处理反应区有且仅有一个处于在线状态的具体含义是，当第一加氢预处理反应区无法满足下游加氢处理区的进料要求或第一加氢预处理反应区中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点时，将第一加氢预处理反应区中的所有反应器切出，同时将第二加氢预处理反应区的反应器切入。当第二加氢预处理反应区无法满足下游加氢处理反应区的进料要求、或第二加氢预处理反应区中至少一个催化剂床层的压力降达到压力降上限、或催化剂床层内出现热点无法继续操作时，可以装置停工后更换所有反应器中全部的保护剂和催化剂。也可以根据加氢处理反应区中催化剂活性的情况将第二加氢预处理反应区的反应器切出，同时将更换了保护剂和催化剂的第一加氢预处理反应区中的反应器切入，如此循环，直至加氢处理反应区的催化剂无法满足运转要求。

本发明对原料在加氢保护区和加氢处理区内的流向没有特别的限定，加氢预处理反应区和加氢处理反应区中的各反应器既可以为上流式反应器也可以为下流式反应器。

本发明的方法中，进入加氢处理反应区和加氢预处理反应区中的催化裂化回炼油和催化裂化油浆可以是本发明方法中催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油和催化裂化油浆，也可以包括其它催化裂化装置得到的催化裂化回炼油和催化裂化油浆。本发明方法中催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油部分循环至加氢处理反应区第一个反应器前的混氢罐，另一部分与催化裂化油浆混合后循环至加氢预处理反应区，循环至加氢处理反应区第一个反应器前的混氢罐的回炼油占催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油重量的10%以上，优选20~50%，循环至加氢预处理反应区的回炼油占催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油重量的20%以上，优选30~70%，循环至加氢处理反应区第一个反应器前的混氢罐的回炼油和循环至加氢预处理反应区的回炼油总量一般至少占催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油重量的30%以上，优选50~95%，剩余部分的催化裂化回炼油循环回催化裂化反应区。催化裂化反应区得到的催化裂化油浆循环至加氢预处理反应区，循环至加氢预处理反应区的催化裂化油浆一般至少占催化裂化反应区得到的催化裂化油浆重量的30%以上，优选50~80%，剩余部分的催化裂化油浆外排。

本发明中还可以包括：将催化裂化柴油可以全部或部分循环至加氢处理反应区第二混氢罐。循环至加氢处理反应区的催化裂化柴油一般至少占催化裂化反应区得到的催化裂化柴油馏分重量的10%以上，优选20~80%，剩余部分的催化裂化柴油可以循环回催化裂化反应区或根据需要作为产品外排。更优选的，本发明中还可以包括将催化裂化柴油切割为轻馏分和重馏分的过程，所述切割的温度为245~300℃。所述的重馏分引入加氢处理反应区最后一个反应器前的混氢罐，所述轻馏分引入加氢处理反应区最后一个反应器中部。

本发明方法中，催化裂化回炼油和催化裂化油浆中如果有固体杂质，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和催化裂化油浆中固体杂质含量小于30mg/g，优选小于15mg/g，更优选小于5mg/g。

本发明的方法中，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，催化裂化装置需设置分馏塔，可以每套催化裂化装置分别设置分馏塔，也可以共用分馏塔。分馏塔将催化裂化反应流出物分馏为干气、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等，各馏分的分馏点可以根据需要具体确定。

本发明的方法中，催化裂化反应区的操作条件一般为：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。

现有技术中，重油加氢处理装置中按照物料流动方向，尽管存在冷氢的影响，但是反应温度总体是呈现前低后高的趋势，即在从运转初期至运转末期的整个周期中，加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和/或加氢脱氮催化剂等几类催化剂床层的平均反应温度是依次升高的。同时，现有催化剂级配体系的设置是以在运转末期时所有反应器达到同步失活、同步换剂为目的。因此，在运转过程中，当第一个反应器的压降上升或出现热点时，或者加氢产物不能满足下游装置要求时需要马上停止运行整个装置来更换所有的催化剂。在此种情况下，下游的加氢脱硫和/或脱氮反应器中的催化剂也已经基本“失活”。因此整套装置的操作周期受到第一个反应器中催化剂使用寿命的限制。而即使对于加氢保护采用反应器切换操作的加氢处理工艺（如CN1484684A和CN102453530A）而言，其整套装置的运转周期同样受到第一个反应器中催化剂使用寿命的限制。

在对现有加氢处理方法进行了大量的研究后，本申请的发明人意外地发现：现有技术中，渣油加氢处理装置因为加氢保护催化剂床层的热点和/或压降而停工后，装置后部（下游）使用的脱硫催化剂和脱氮催化剂虽然也已失活，然而其失活原因更多的是因为催化剂孔道的孔口被沉积的金属堵塞所致，而催化剂孔道内部沉积的金属确并不多。具体分析其原因，申请人认为：在渣油加氢装置运转的中后期，原料油中的金属完全“穿透”了加氢保护催化剂和脱金属催化剂床层，而直接进入了后部的脱硫催化剂和脱氮催化剂床层。由于脱硫催化剂和/或脱氮催化剂的孔径较小，脱除的金属无法进入到孔道内部故而沉积在了催化剂孔口附近，从而导致脱硫催化剂和脱氮催化剂的失活。在这种状况下，加氢脱硫催化剂和/或加氢脱氮催化剂的失活并不完全是因为催化剂本身的积碳过多而造成的，而更多是因为原料油穿透加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层后，使得本应该承担更多加氢脱硫和/或脱氮功能的脱硫和/或脱氮催化剂承担加氢脱金属的功能所导致的。同时，原本设计用于脱硫、脱氮和/或脱残碳的催化剂承担部分加氢脱金属功能后，由于其催化剂孔结构的限制，亦不能很好地实现脱金属功能，同时还造成了脱硫、脱氮和/或脱残碳能力的降低，而造成了催化剂功能的浪费，从而加氢脱硫和/或加氢脱氮催化剂的活性不能得到充分的利用。

本发明的发明人通过大量研究发现，可将整套渣油加氢装置分为加氢预处理反应区和加氢处理反应区，其中加氢预处理反应区在相对较高的反应温度下操作，加氢处理反应区在相对较低的反应温度下操作。技术方案中首先控制加氢预处理反应区出口物料的金属含量，即在加氢预处理反应区脱除原料油中的大部分金属杂质，只剩余少量较难脱除的金属杂质，同时实现部分加氢脱硫。而加氢预处理反应区的反应物流进入的加氢处理反应区是在相对较低的温度下操作，即在相对较低的温度下进行加氢脱硫和加氢饱和反应，这样金属杂质会在不参与反应的情况下直接通过脱硫催化剂和/或脱氮催化剂，从而避免了催化剂因金属沉积而导致的永久失活。通过方案优化使得产品满足下游装置的进料要求。与现有技术相比，本发明的方法改变了现有渣油加氢装置催化剂体系和操作模式，即将现有技术按照物流方向反应温度呈现前低后高的趋势，改变为按照物流方向反应温度呈现前高后低的趋势，本发明方法可以充分利用渣油加氢装置所有催化剂的活性，从而增加渣油加氢装置装置的运行效率，提高其经济性。本申请的发明人在此基础上完成了本发明。

现有技术中，已有将催化裂化回炼油循环至渣油加氢装置的技术方案。但是，本发明人通过研究发现，在渣油进料中掺入少量催化裂化回炼油可以降低渣油进料的粘度，促进渣油的杂质脱除反应。但随着催化裂化回炼油掺入比例的提高，当渣油加氢装置进料的粘度降低到一定程度之后，继续增加催化裂化回炼油的掺入比例，对渣油加氢脱杂质反应的促进作用将不再增加。同时由于渣油中含有大量的 Ni、V 等重金属，残炭值高、沥青质高，会严重影响催化裂化回炼油的加氢效果。因此本发明将催化裂化回炼油分为两部分，一部分做为渣油原料的稀释油，另一部分循环至加氢处理区与加氢预处理区流出物和加氢处理区循环回的部分物流混合后在较低的反应温度下进行加氢处理。这样既可以达到降低渣油原料粘度，促进渣油加氢脱杂质反应的目的，同时也可以实现催化裂化回炼油的加氢精制，改善催化裂化回炼油加氢的效果。另外，低温位的催化裂化回炼油循环至加氢处理区，有利于调节加氢预处理区高温位反应流出物的温度，有利于控制加氢处理区的反应温度，能够节约换热器等设备投资。

与馏分油加氢装置所不同的是，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。

与现有技术相比，本发明的方法具有以下优点：

1、通过将重油加氢处理装置分为加氢预处理反应区和加氢处理反应区，在加氢预处理反应区脱除物料中的大部分金属杂质，使进入加氢处理区的物料对加氢处理区催化剂的毒害大为降低，可以充分利用加氢处理区中所有催化剂的活性，与现有技术相比，重油加氢装置的运转周期可延长 30～100％，从而增加了装置的运行效率，提高了经济性。

2、在加氢预处理反应区采用可切换式保护反应器，大大提高了装置的脱金属能力，从而可以加工金属含量更高的原料。

3、由于加氢预处理反应区脱除了物料中的大部分金属杂质，使得加氢处理反应区中脱硫催化剂和/或脱氮催化剂的失活原因由以往的金属沉积和积炭失活变为只有积炭失活，进而使得脱硫催化剂和脱氮催化剂可在使用一个周期后进行再生处理，大大节约了催化剂采购费用。

4、加氢处理区采用液相加氢，一方面起到了降低催化剂床层温升的目的，能有效避免热点的产生，同时还取消了床层间和/或反应器间急冷氢的注入，另一方面经过加氢的循环油使得部分芳烃得到饱和，具有增加供氢的功能，可抑制焦炭的形成，避免催化剂因为积炭失活，进而延长了催化剂的寿命。

5、充分利用加氢处理反应区的催化剂的活性，提高了装置的处理量，或者降低了设备投资。低温位的催化裂化回炼油循环至加氢处理区，有利于调节加氢预处理区高温位反应流出物的温度，有利于控制加氢处理区的反应温度，能够节约换热器等设备投资。

6、将催化裂化回炼油和催化裂化油浆分别循环至加氢预处理区和加氢处理区，可在加氢过程中脱除杂质，芳烃饱和，成为更好的催化裂化原料组成，进一步提高了催化裂化高附加产品收率。

7、本发明方法中，催化裂化油浆和部分催化裂化回炼油做为稀释油循环至加氢预处理区入口，可降低渣油原料的粘度，改善原料在反应器中的物流分布及传质，减小扩散在渣油加氢处理过程中的影响，改善镍、钒等金属在反应系统中的沉积分布，延长催化剂的使用寿命。催化裂化回炼油循环至加氢预处理区和加氢处理区，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。

8、本发明方法中，催化裂化柴油循环至加氢处理反应区最后一个反应器前的混氢罐，加氢处理反应区较低的反应温度，有利于催化裂化柴油中的芳烃饱和；可通过调节催化裂化柴油的循环量来控制加氢处理反应区最后一个反应器的加氢深度。

附图说明

图1为本发明方法的一种工艺流程示意图。

图2为本发明方法的另一种优化流程示意图。

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。

附图是本发明所提供的一种组合工艺处理重烃的方法原则流程示意图，图中省略了许多必要设备（如加热炉、换热器、泵、阀门等）。

如图1所示，本发明所提供的一种组合工艺处理重烃的方法的流程如下：

首先来自管线27的新鲜原料渣油、来自管线45的催化裂化回炼油和催化裂化油浆、来自管线26的循环氢和来自管线25的补充氢混合后，经管线10进入第一加氢预处理反应区的反应器1中，在催化剂存在下进行加氢脱硫和加氢脱金属反应，加氢产物从第一加氢预处理反应区的反应器1顶部经管线9和管线13进入高压分离器5进行气液分离，分离所得富氢气体14经脱硫和压缩机8压缩后循环至加氢预处理反应区，分离所得液体产物15与来自管线44的催化裂化回炼油和来自管线23的加氢处理区液相加氢反应流出物循环油混合后，进入混氢罐6，与管线17 引入的氢气进行混合溶氢，过剩氢气经管线16排出，饱和溶氢后的混合油经管线18进入液相加氢反应器3进行加氢反应，反应流出物经管线19进入混氢罐7，与管线21引入的氢气进行混合溶氢，过剩氢气经管线20排出，饱和溶氢后的混合油经管线22进入液相加氢反应器4进行加氢反应，所得反应流出物一部分经管线23循环至混氢罐6，另一部分经管线24进入第二分离器分离28进行气液分离，分离所得第二富氢气体经管线29抽出，分离得到的第二液体经管线30抽出进入分馏塔31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32、管线33、管线34和管线35抽出。

来自管线35的加氢渣油进入催化裂化反应区36，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。干气、液化气和催化汽油分别经管线37、38和39出装置。催化裂化柴油经管线40循环回催化裂化反应区或根据需要作为产品外排。催化裂化回炼油分两部分，一部分经管线41和管线43与催化裂化油浆42混合后作为稀释油经管线45与来自管线27的新鲜原料渣油、来自管线26的循环氢和来自管线25的新氢混合后进入加氢预处理反应区，另一部分经管线41和管线44循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6。

图2为本发明一种组合工艺处理重烃的方法的另一种优化流程示意图。与图1的不同之处在于，催化裂化柴油经管线40部分或全部循环至加氢处理区反应器4前的混氢罐7。

当第一加氢预处理反应区的反应器1无法满足下游加氢处理区的进料要求或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点时，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2（此时物料经管线12进入反应器2，经管线11流出反应器2）来继续完成加氢处理过程，同时更换第一加氢预处理反应区反应器1中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。当第二加氢预处理反应区的反应器2无法满足下游加氢处理反应区的进料要求或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，直到达到加氢处理区的催化剂的使用周期。

以下结合具体实施例对本发明的方法做进一步的限定。实施例及比较例中所用原料油的性质列于表1，所用催化剂的性质列于表2。表2中，A为加氢保护催化剂，B为加氢脱金属催化剂，C为加氢脱硫催化剂，D为加氢脱氮（残碳转化）催化剂。实施例和对比例中所用的催化裂化催化剂相同，均为大连石化分公司350万吨/年重油催化裂化装置使用的催化剂，为工业平衡催化剂。其新鲜剂组成为：95wt%LBO-16 降烯烃催化剂+5wt%LBO-A 提高辛烷值助剂。

表1 原料油性质

表2 催化剂性质

实施例1

按照图1所述的工艺流程，加氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）反应器中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为2∶7∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为1∶9，而反应器4内只装填催化剂D。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度较加氢处理区高，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表3，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油A依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.6:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部的催化裂化油浆和全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，催化裂化柴油直接出装置，且控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V）含量不高于12µg/g。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.22重量%、氮含量为2022µg/g、残炭值为4.62重量%、金属（Ni+V）含量为7.74µg/g。运转6个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1出口流出物的金属（Ni+V）含量超过12µg/g或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油A依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。当第二加氢预处理反应区的反应器2出口流出物的金属（Ni+V）含量超过12µg/g或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，最终该渣油加氢装置运转了24个月，由于产品质量变差进行了停工，运转期间反应器1和反应器2分别装卸剂2次。

对比例1

按照图 1所述的工艺流程，氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为2∶7∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为1∶9，而反应器4内只装填催化剂D。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度低于加氢处理区，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表3，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油A依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.6:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部的催化裂化油浆和全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，催化裂化柴油直接出装置，且不控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V）含量。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.23重量%、氮含量为2171µg/g、残炭值为4.83重量%、金属（Ni+V）含量为10.03µg/g。运转10个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油A依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。切换反应器2后，该渣油加氢装置又运转了7.5个月，由于产品质量变差进行了停工，最终该装置运转了17.5个月。

实施例2

按照图1所述的工艺流程，加氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）反应器中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为3∶6∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为3∶7，反应器4内装填催化剂C和催化剂D，两种催化剂的装填体积比为2∶8。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度较加氢处理区高，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表4，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油B依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.7:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部的催化裂化油浆和全部催化裂化回炼油的40%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的40%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，催化裂化柴油直接出装置，且控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V）含量不高于20µg/g。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.25重量%、氮含量为1561µg/g、残炭值为3.99重量%、金属（Ni+V）含量为10.12µg/g。运转3个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1出口流出物的金属（Ni+V）含量超过20µg/g或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油B依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。当第二加氢预处理反应区的反应器2出口流出物的金属（Ni+V）含量超过20µg/g或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，最终该渣油加氢装置运转了12个月，由于产品质量变差进行了停工，运转期间反应器1和反应器2分别装卸剂2次。

实施例3

按照图1所述的工艺流程，加氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为4∶5∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为1∶9，反应器4内只装填催化剂D。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度较加氢处理区高，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表4，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油C依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.8:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化油浆的80%和全部催化裂化回炼油的50%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的20%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，催化裂化柴油直接出装置，且控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量不高于10µg/g。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.19重量%、氮含量为2620µg/g、残炭值为3.71重量%、金属（Ni+V）含量为6.08µg/g，金属Ca含量为0.69µg/g，金属Fe含量为0.30µg/g。运转4个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量超过10µg/g或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油C依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。当第二加氢预处理反应区的反应器2出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量超过10µg/g或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，最终该渣油加氢装置运转了16个月，由于产品质量变差进行了停工，运转期间反应器1和反应器2分别装卸剂2次。

实施例4

按照图2所述的工艺流程，加氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）反应器中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为2∶7∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为2∶8，而反应器4内只装填催化剂D。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度较加氢处理区高，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表4，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油A依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.6:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部的催化裂化油浆和全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的30%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，将催化裂化反应区全部催化裂化柴油的30%循环至加氢处理反应区反应器4前的混氢罐7，且控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V）含量不高于12µg/g。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.22重量%、氮含量为2014µg/g、残炭值为4.56重量%、金属（Ni+V）含量为7.37µg/g。运转6个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1出口流出物的金属（Ni+V）含量超过12µg/g或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油A依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。当第二加氢预处理反应区的反应器2出口流出物的金属（Ni+V）含量超过12µg/g或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，最终该渣油加氢装置运转了24个月，由于产品质量变差进行了停工，运转期间反应器1和反应器2分别装卸剂2次。

实施例5

按照图2所述的工艺流程，加氢预处理反应区包括可切换操作的第一加氢预处理反应区和第二加氢预处理反应区，第一加氢预处理反应区设置一个反应器1，第二加氢预处理反应区设置一个反应器2，加氢处理反应区包括串联设置的混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4。按照物料流动方向，加氢预处理反应区（运转过程中仅有一个加氢预处理反应区在线）反应器中装填有催化剂A、催化剂B和催化剂C，各催化剂的装填体积比为3∶6∶1。加氢处理反应区反应器3中装有催化剂B和催化剂C，两种催化剂的装填体积比为1∶9，反应器4内装填催化剂C和催化剂D，两种催化剂的装填体积比为2∶8。

运转过程中，加氢预处理反应区的反应温度较加氢处理区高，具体反应条件和渣油加氢反应结果见表4，催化裂化操作条件见表5，催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质见表6。原料油C依次流经反应器1、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4，一部分反应流出物循环至混氢罐6（循环比0.8:1），另一部分反应流出物经气液分离和分馏后进入催化裂化反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化油浆的80%和全部催化裂化回炼油的50%循环至加氢预处理反应区，将催化裂化反应区全部催化裂化回炼油的20%循环至加氢处理反应区反应器3前的混氢罐6，将催化裂化反应区全部催化裂化柴油（LCO）的20%切割为LCO轻馏分和LCO重馏分，切割点为275℃，LCO重馏分循环至加氢处理反应区反应器4前的混氢罐7，LCO轻馏分循环至加氢处理反应区反应器4中部，且控制加氢预处理反应区出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量不高于10µg/g。经加氢后加氢处理反应区流出物中硫含量为0.17重量%、氮含量为2608µg/g、残炭值为3.63重量%、金属（Ni+V）含量为5.63µg/g，金属Ca含量为0.67µg/g，金属Fe含量为0.30µg/g。运转4个月后，第一加氢预处理反应区的反应器1出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量超过10µg/g或反应器1中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现热点，将其切出，并切入第二加氢预处理反应区的反应器2来继续完成加氢处理过程（此时原料油C依次流经反应器2、高压分离器5、混氢罐6、反应器3、混氢罐7和反应器4），装置仍然平稳运行，生成油质量能够满足下游RFCC进料要求。当第二加氢预处理反应区的反应器2出口流出物的金属（Ni+V+Fe+Ca）含量超过10µg/g或反应器2中至少一个催化剂床层的压降达到压降上限或催化剂床层内出现无法继续操作的热点时，将其切出，同时切入第一加氢预处理反应区的反应器1来继续完成加氢处理过程，同时更换第二加氢预处理反应区的反应器2中的催化剂，重新装入新鲜催化剂待用。如此循环，最终该渣油加氢装置运转了16个月，由于产品质量变差进行了停工，运转期间反应器1和反应器2分别装卸剂2次。

表3 加氢处理的条件及试验结果

表4 加氢处理的条件及试验结果

表5催化裂化操作条件

表6 催化裂化产品分布和催化裂化汽油性质

为了进一步考察本发明的工艺技术对加氢处理反应区催化剂的影响，分别对实施例1和对比例1运转后的催化剂C和催化剂D进行了剖析，结果见表7和表8。

其中，催化剂样品剖析所用分析方法：采用日本产EMZA-820V元素分析仪进行C含量测定；使用美国Thermo Fisher公司的IRIS HR 等离子发射光谱（ICP）仪进行金属沉积量测定；催化剂孔结构性质分析采用低温N₂吸附法，仪器为ASAP2420型全自动物理吸附仪（分析方法为GB/T-19587）。

表7 催化剂C运转前后剖析结果

表8 催化剂D剖析结果

从以上分析可以看出，通过改变渣油加氢装置催化剂体系和操作模式，即将现有技术按照物流方向反应温度呈现前低后高的趋势（对比例1），改变为按照物流方向反应温度呈现前高后低的趋势（实施例1），在保证产品质量的同时，能够充分利用所有催化剂的活性，由于加氢预处理反应区脱除了物料中的大部分金属杂质，使得加氢处理反应区中脱硫催化剂和/或脱氮催化剂的失活原因由采用现有工艺技术的金属沉积和积炭失活变为只有积炭失活，有效提高了脱硫催化剂和/或脱氮催化剂的利用率，同时还使得脱硫催化剂和脱氮催化剂可在使用一个周期后进行再生处理，重复使用，节约了催化剂采购费用，提高了经济性。

Claims (15)

1.一种组合工艺处理重烃的方法，包括以下内容 ：

（1）提供至少一个加氢预处理反应区、一个加氢处理反应区和一个催化裂化反应区；加氢预处理反应区内包括加氢保护催化剂和加氢脱金属催化剂，加氢处理反应区内包括加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂，催化裂化反应区内包括催化裂化催化剂；

（2）重烃原料油、催化裂化油浆、催化裂化回炼油和循环氢混合后首先进入加氢预处理反应区，在加氢预处理条件下进行加氢反应，将金属杂质脱除40wt%~90wt%，将硫脱除20wt%~70wt%；

（3）步骤（2）得到的反应流出物进入高压分离器，分离出气体、液体两相；

（4）步骤（3）所得液体产物与催化裂化回炼油和加氢处理区循环回的部分产物混合，进入加氢处理反应区第一混氢罐进行混氢，饱和溶氢后的混合油进入液相加氢处理区第一反应器，在加氢处理条件下进行加氢反应；第一反应器流出物进行饱和溶氢后，进入加氢处理反应区的下游反应器，在加氢处理条件下进行加氢反应；

（5）步骤（4）所得液相加氢反应流出物一部分循环至加氢处理反应区第一混氢罐，另一部分进入第二分离器进行气液分离，得到第二富氢气体和第二液体；

（6）步骤（5）所得第二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；

（7）步骤（6）所得加氢尾油进入催化裂化反应区，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；

（8）步骤（7）所得催化裂化回炼油分为两部分，一部分与催化裂化油浆混合后循环至加氢预处理反应区，另一部分和加氢处理区循环回的部分物流混合后循环回加氢处理反应区第一混氢罐进行混氢；

其中，所述加氢预处理反应区的平均反应温度t1高于所述加氢处理反应区的平均反应温度t2， t1比t2高10～40℃，且不为10℃。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于， t1比t2高10～30℃，且不为10℃。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（8）还包括以下内容：将步骤（7）所得催化裂化柴油的部分或全部循环回加氢处理反应区的第二混氢罐。

4.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述的加氢预处理反应区内含有加氢脱硫催化剂，加氢脱硫催化剂的装填量占加氢脱金属催化剂装填量的5v%～30v%；所述的加氢处理反应区内含有加氢脱金属催化剂，加氢脱金属催化剂的装填量占加氢反应区内催化剂装填量的5v%～30v%。

5.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，步骤（1）中提供两个以上的加氢预处理反应区，该两个以上的加氢预处理反应区为并联设置、且为可切换操作。

6.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述的重烃原料油的金属含量大于30µg/g。

7.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述的加氢预处理反应区内，加氢保护催化剂和加氢脱金属催化剂的装填体积比为5:95～95:5；所述的加氢处理反应区内，加氢脱硫催化剂与加氢脱氮催化剂的装填体积比为20:80～80:20。

8.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述的加氢预处理条件为：反应压力为5MPa～35MPa，平均反应温度为340℃～430℃，液时体积空速为0.1h^-1～5.0h^-1，氢油体积比为200～2000；所述的加氢处理条件为：反应压力为5MPa～35MPa，平均反应温度为320℃～420℃，液时体积空速为0.1h^-1～5.0h^-1，液相循环质量比0.1:1～10:1。

9.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述催化裂化反应区的操作条件为：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℃。

10.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢处理反应区第一个反应器前混氢罐的回炼油占催化裂化反应区所得催化裂化回炼油重量的10%以上；循环至加氢预处理反应区的回炼油占催化裂化反应区所得催化裂化回炼油重量的20%以上；循环至加氢处理反应区第一个反应器前混氢罐和循环至加氢预处理反应区的回炼油总量占催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油重量的30%以上。

11.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢处理反应区第一个反应器前混氢罐的回炼油占催化裂化反应区所得催化裂化回炼油重量的20～50%；循环至加氢预处理反应区的回炼油占催化裂化反应区所得催化裂化回炼油重量的30～70%；循环至加氢处理反应区第一个反应器前混氢罐和循环至加氢预处理反应区的回炼油总量占催化裂化反应区得到的催化裂化回炼油重量的50～95%。

12.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢预处理反应区的催化裂化油浆占催化裂化反应区所得催化裂化油浆重量的30%以上。

13.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢预处理反应区的催化裂化油浆占催化裂化反应区所得催化裂化油浆重量的50～80 %。

14.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢处理反应区的催化裂化柴油占催化裂化反应区得到的催化裂化柴油馏分重量的10%以上。

15.按照权利要求1或3所述的方法，其特征在于，循环至加氢处理反应区的催化裂化柴油占催化裂化反应区得到的催化裂化柴油馏分重量的20～80 %。

Images