CN110982552A - 一种加氢反应器、加氢反应装置及催化加氢工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明提供的加氢反应器、加氢反应装置及催化加氢工艺，该加氢反应器包括在侧壁上设有冷氢注入口的反应器本体；反应器本体内下部设有悬浮床反应段；上部设有固定床反应段，由至少两个床层构成；分离段设于悬浮床反应段和固定床反应段之间；洗涤液注入口，设置于所述分离段和固定床反应段之间的侧壁上，和/或设置于所述所述固定床反应段的相邻床层之间的侧壁上。通过采用悬浮床、分离段、洗涤与固定床一体化结构，在一个反应器内实现了加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构过程，降低产品油中催化剂含量的同时，节省空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产。

Description

一种加氢反应器、加氢反应装置及催化加氢工艺
技术领域
本发明属于生物质加氢技术领域，具体涉及一种加氢反应器、加氢反应装置及催化加氢工艺。
背景技术
近年来，国家大力发展各种清洁能源，其中生物质可再生能源由于来源稳定丰富、对环境友好，受到极大的重视和深入的研究。生物柴油的研究是生物质能源中应用最广的一种。
生物柴油，广义上讲包括所有以生物质为原料生产的可以替代柴油的燃料。其原料来源十分丰富，可以是植物油、动物油以及各种废弃的动植物油脂，而且一些油籽和树种也能够作为原料，经过加工得到生物柴油。发展生物柴油能够有效缓解柴油供应紧张，又能够处理废弃的动植物油脂，变废为宝，因此，大力发展生物柴油具有重要的战略意义。
现在应用较多的生物柴油一般指的是第二代生物柴油，它主要是应用动植物油脂等原料通过催化加氢得到的具有低凝点和较高的十六烷值的生物柴油。其中，催化加氢具有三废排放少，产品品质高的优点。
现有的催化加氢装置大多是由悬浮床反应器，由众多的分离及洗涤装置，和固定床反应器构成，如中国专利文献CN108264933A公开了一种利用悬浮床加氢技术实现重油轻质化的装置，包括顺次连接的催化剂浆液配置单元、悬浮床加氢单元、分离单元及固定床加氢单元；其中，所述悬浮床加氢单元中的悬浮床加氢反应器包括竖直设置的反应器筒体，设置于反应器筒体外部的射流器，和设置于反应器筒体内部的集液器，所述射流器包括喷嘴、吸入室和扩压管，所述扩压管与反应器筒体的入口连通；所述集液器的底部连通设置有回液管，所述回液管的另一端连通所述吸入室；所述分离单元包括热高压分离器，热低压分离器，冷高压分离器，冷低压分离器，汽提塔和减压塔；其中，所述热低压分离器内设置有热低分洗涤段，所述热低分洗涤段位于所述热低压分离器的进料口与所述热低分气出口之间，所述热低分洗涤段设有热低分洗涤液入口；在所述减压塔内且位于所述减压塔的入料口的上方自上而下依次设有减一线洗涤段、减二线洗涤段和减三线洗涤段，所述减三线洗涤段设有减三线洗涤液入口和减三线油出口；所述减二线洗涤段的减二线油出口连接所述减三线洗涤液入口，所述减三线油出口分别与所述减三线洗涤液入口和所述热低分洗涤液入口相连通。上述文献中公开的反应装置，虽然可以降低应用该装置制得的轻质油品中的固含量，以及固定床反应器的压降，但是该反应装置空间大，洗涤过程复杂，投资和能耗大，不利于工业化生产。
发明内容
因此，本发明要解决的技术问题在于克服现有技术中降低产品油中催化剂含量的同时存在反应装置空间大，洗涤过程复杂，投资和能耗大，不利于工业化生产的缺陷，从而提供一种加氢反应器、加氢反应装置及催化加氢工艺。
为此，本发明提供如下技术方案：
一种加氢反应器，包括：
反应器本体，所述反应器本体底部设置有进料口，顶部设置有气相出口，所述反应器本体的侧壁上设置有冷氢注入口；
悬浮床反应段，设于所述反应器本体内的下部；
固定床反应段，设于所述反应器本体内的上部，由至少两个床层构成；
分离段，设于所述悬浮床反应段和所述固定床反应段之间，所述分离段设置有集液料斗，所述集液料斗底部设置有出液管，用于将集液料斗收集的液相引出反应器本体；
洗涤液注入口，设置于所述分离段和固定床反应段之间的侧壁上，和/或设置于所述所述固定床反应段的相邻床层之间的侧壁上。
所述洗涤液注入口不少于1个。
所述固定床反应段包括自下而上设置的加氢精制床层和加氢异构床层。
所述冷氢注入口为3-6个，其中，在所述悬浮床反应段、固定床反应段和分离段上分别至少设置一个冷氢注入口。
本发明还提供了一种加氢反应装置，包括上述加氢反应器。
所述加氢反应装置还包括：
进料单元，包括原料罐，所述原料罐出口与加氢反应器底部进料口连通；
产物分离单元，包括连通设置的温高压分离器，冷高压分离器，冷低压分离器和常压分馏塔，其中，所述温高压分离器与所述加氢反应器顶部的气相出口相连通；
还包括连通设置的热低压分离器和减压塔，其中，所述热低压分离器与所述加氢反应器的出液管相连通，所述减压塔的第一液相出口与所述加氢反应器的洗涤液注入口相连通。
所述冷高压分离器的气相出口与原料罐的出口和/或冷氢注入口连通；
所述减压塔第二液相出口与催化剂分离装置的入口连通，催化剂分离装置的液相出口与原料罐的入口连通。
其中，所述催化剂分离装置采用卧螺离心机、水力旋流器、静态沉降罐、板框过滤器中的一种或多种实现催化剂与未转化馏分的液固分离。
本发明还提供了一种采用上述加氢反应器的催化加氢工艺，包括如下步骤：
催化剂、原料油和氢气在所述加氢反应器内，经过悬浮床加氢反应段进行反应，反应产物经过分离段分离得第一液相产物和第一气相产物；
所述第一气相产物经过洗涤、固定床反应后得第二气相；
所述第一液相产物由所述集液料斗收集，并引出所述加氢反应器外。
其中，所述第一气相产物经过洗涤、固定床反应后的第二气相具体是指所述第一气相产物经过洗涤后，进入固定床反应段继续进行反应，得第二气相产物；
或所述第一气相产物进入所述固定床反应段的相邻床层之间的洗涤液注入口与分离段之间的固定床层进行反应和洗涤，然后进入固定床反应段的剩余床层继续进行反应，得第二气相产物；
或所述第一气相产物经洗涤后，进入所述固定床反应段的相邻床层之间的洗涤液注入口与分离段之间的固定床层进行反应和洗涤，之后进入固定床反应段的剩余床层继续反应，得第二气相。
所述第二气相产物经过温高压分离，冷高压分离，冷低压分离和常压分馏分离得氢气、轻油和柴油；
所述第一液相产物经热低压分离，减压分馏得未转换馏分与催化剂混合浆液和粗柴油馏分。
所述第二气相产物经分离得到的氢气作为循环氢和冷氢使用。
所述未转换馏分与催化剂混合浆液经分离出固体催化剂后，剩余组分返回至所述加氢反应器继续反应。
所述悬浮床反应段压力为5-25MPa、温度为300-450℃、氢油体积比为800：1-1500:1，液时空速为0.5h-1-1.5h-1；
所述固定床反应段温度280-400℃，压力5-25MPa，氢油体积比为800:1-2000:1，液时空速为0.5h-1-1.5h-1。
悬浮床反应段的氢油体积比是指标准状态(0℃、标准大气压)下氢气与原料油的体积比。
标准状态(0℃、标准大气压)下在悬浮床反应段未反应的氢气和冷氢进入固定床，作为固定床氢油比中的氢气来源，其与悬浮床反应段气相产物中馏分油的体积比即为固定床反应段的氢油体积比。
所述催化剂为含有Ni、Mo、W、Co或Fe的催化剂；
所述固定床的催化剂为分子筛催化剂或含有Ni、Mo、W、Co或Fe的催化剂；优选地，所述分子筛催化剂为ZSM-22、ZSM-12、SAPO-41、SAPO-11分子筛中的一种或多种混合作为载体的催化剂。
所述温高压分离的工艺参数为：压力5-25MPa，温度200-350℃；
所述冷高压分离的工艺参数为：压力5-25MPa，温度30-60℃；
所述冷低压分离的工艺参数为：压力0.5-1.5MPa，温度30-60℃；
所述热低压分离的工艺参数为：压力0.5-1.5MPa，温度350-430℃；
所述常压分馏的进料温度为180-350℃；
所述减压分馏的进料温度为300-400℃。
所述原料油为生物原料油、重油、渣油、工业废油中的任意一种；所述生物原料油为动物油、植物油、废弃动植物油脂中的任意一种。
本发明技术方案，具有如下优点：
1.本发明提供的加氢反应器，包括反应器本体，所述反应器本体底部设置有进料口，顶部设置有气相出口，所述反应器本体的侧壁上设置有冷氢注入口；悬浮床反应段，设于所述反应器本体内的下部；固定床反应段，设于所述反应器本体内的上部；分离段，设于所述悬浮床反应段和所述固定床反应段之间，所述分离段设置有集液料斗，所述集液料斗底部设置有出液管，用于将集液料斗收集的液相引出反应器本体；洗涤液注入口，设置于所述分离段和固定床反应段之间的侧壁上，和/或设置于所述所述固定床反应段的相邻床层之间的侧壁上。通过采用悬浮床、分离段、洗涤段与固定床一体化结构，在一个反应器内实现了加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，而且，固定床反应段采用底进上出式结构，可有效拦截悬浮床气相产物中携带的催化剂，使得催化剂不被携带至固定床反应产物中，有效降低产品油中的催化剂含量；而且柴油收率高，凝点低，同时该装置采用一体化结构，节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产。
2.本发明提供的加氢反应器，通过设置固定床加氢异构床层可将反应生成的正构烷烃异构成异构烷烃，降低产品的凝点。
3.本发明提供的加氢反应装置，包括加氢反应器，通过在一个加氢反应器内实现加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，并且洗涤液采用从减压塔分离出的粗油品，降低产品油中催化剂含量、柴油收率高，凝点低，同时节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产。
4.本发明提供的加氢反应装置，通过将所述减压塔的第一液相出口与所述加氢反应器的洗涤液注入口相连通，利用从减压塔第一液相出口流出的组分作为洗涤液，可有效降低能耗；将所述催化剂分离装置的液相出口与原料罐的入口连通，实现部分催化剂和未转换馏分的循环利用，可提高原料油的转化率、轻油和柴油的收率、以及催化剂的利用率；通过将冷高压分离器的气相出口与原料罐的出口和冷氢注入口连通，实现循环利用，可进一步节约能耗。
5.本发明提供的催化加氢工艺，包括如下步骤：催化剂、原料油和氢气在所述加氢反应器内，经过悬浮床加氢反应段进行反应，反应产物经过分离段分离得第一液相产物和第一气相产物；所述第一气相产物经过洗涤、固定床反应后得第二气相；所述第一液相产物由所述集液料斗收集，并引出所述加氢反应器外；通过在一个加氢反应器内实现加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，不仅节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产，同时降低产品油中催化剂含量、柴油收率高、凝点低。
6.本发明提供的催化加氢工艺，通过将所述第二气相产物经分离得到的氢气作为循环氢和冷氢使用；以及采用粗柴油馏分作为洗涤液；可进一步降低整个工艺的能耗。
7.本发明提供的催化加氢工艺，通过将未转换馏分与催化剂混合浆液经分离出固体催化剂后，将剩余组分和原料油、催化剂混合循环利用，有利于提高原料油的转化率、轻油和柴油的收率、以及催化剂的利用率。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明实施例1中加氢反应器的结构示意图；
图2是本发明实施例2中加氢反应器的结构示意图；
图3是本发明实施例3-5中催化加氢装置的结构示意图；
图4是本发明对比例1中催化加氢工艺的流程图。
附图标记：1、催化剂；2、原料油；3、原料罐；4、第一高压泵；5、氢气；6、压缩机；7、第一换热器；8、加热装置；9、加氢反应器；91-进料口；92-悬浮床反应段；93-分离段；94-固定床反应段；95-气相出口；96-冷氢注入口；97-第一洗涤液注入口；98-第二洗涤液注入口；931-集液料斗；932-出液管；941-加氢异构床层；942-加氢精制床层；10、温高压分离器；11、冷却器；12、冷高压分离器；13、冷低压分离器；14、常压分馏塔；15、轻油；16、柴油；17、热低压分离器；18、减压塔；19、粗柴油馏分；20、催化剂分离装置；21、固体催化剂；22、悬浮床反应器；23、热高压分离器；24、固定床反应器；25、第二高压泵；26、第三高压泵；27、第二换热器；28、第三换热器；29、循环氢压缩机；30、第四高压泵。
具体实施方式
提供下述实施例是为了更好地进一步理解本发明，并不局限于所述最佳实施方式，不对本发明的内容和保护范围构成限制，任何人在本发明的启示下或是将本发明与其他现有技术的特征进行组合而得出的任何与本发明相同或相近似的产品，均落在本发明的保护范围之内。
实施例中未注明具体实验步骤或条件者，按照本领域内的文献所描述的常规实验步骤的操作或条件即可进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规试剂产品。
SC-1催化剂是北京泷涛环境科技有限公司生产的Mo-Ni体系的悬浮床催化剂，Mo在催化剂中的含量为8wt％，Ni在催化剂中的含量为2wt％；
SC-2催化剂是北京泷涛环境科技有限公司生产的Mo-Ni体系的悬浮床催化剂，Mo和Ni在催化剂中的含量均为5wt％；
SC-3催化剂是北京泷涛环境科技有限公司生产的Mo-Ni体系的悬浮床催化剂，Mo在催化剂中的含量为2wt％，Ni在催化剂中的含量为8wt％；
FC-3催化剂是北京泷涛环境科技有限公司生产的Mo-Ni体系的固定床加氢精制催化剂，Mo在催化剂中的含量为2wt％，Ni在催化剂中的含量为8wt％。
ZSM-22分子筛作为载体的催化剂、ZSM-12分子筛作为载体的催化剂和SAPO-41分子筛作为载体的催化剂均是以择型分子筛为载体的固定床加氢异构催化剂。
实施例1
本实施例提供一种加氢反应器，如图1所示，所述加氢反应器9为底部进料，顶部和侧壁出料结构，所述加氢反应器9的底部设有进料口91，下部设有悬浮床反应段92，上部设有固定床反应段94，在悬浮床反应段92和固定床反应段94之间设置有分离段93，所述加氢反应器9的顶部设有气相出口95；所述悬浮床反应段92中部的侧壁，分离段93中部的侧壁分别设置有一个冷氢注入口。所述固定床反应段94与分离段93之间的侧壁上设有第一洗涤液注入口97。
所述分离段93包括设于加氢反应器9内部的集液料斗931，和连接集液料斗931底部并设置于所述加氢反应器9的侧壁的出液管932。所述固定床反应段94包括自下而上设置的加氢精制床层942和加氢异构床层941，两个床层之间的侧壁上设有一个冷氢注入口。
原料油、氢气及催化剂经进料口91进入加氢反应器9的悬浮床反应段92，并在悬浮床反应段92内发生加氢脱氧、脱氮、脱硫等反应，同时通过加氢反应器9的侧壁上设置的冷氢注入口96注入冷氢，可以调节悬浮床反应段92的温度，悬浮床反应段92的油气产物通过冷氢的注入在分离段93实现气液分离，分离得到的液相产物通过分离段93的集液料斗931和出液管932离开加氢反应器9，分离得到的气相产物继续上升，经第一洗涤液注入口97进入的洗涤液洗涤后，可降低气相产物中催化剂含量；经洗涤后的气相产物继续上升并依次通过固定床反应段94的加氢精制床层942和加氢异构床层941，经过加氢精制和异构的产物通过加氢反应器9的顶部设置的气相出口95离开加氢反应器9。
通过采用悬浮床、分离段、洗涤段与固定床一体化结构，在一个反应器内实现了加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，在降低产品油中催化剂含量的同时解决了现有技术中装置空间大，洗涤过程复杂，投资和能耗大，不利于工业化生产的缺陷，节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便。
通过设置固定床加氢异构床层可将反应生成的正构烷烃异构成异构烷烃，降低产品的凝点。
实施例2
本实施例提供一种加氢反应器，如图2所示，所述加氢反应器9为底部进料，顶部和侧壁出料结构，所述加氢反应器9的底部设有进料口91，下部设有悬浮床反应段92，上部设有固定床反应段94，在悬浮床反应段92和固定床反应段94之间设置有分离段93，所述加氢反应器9的顶部设有气相出口95；所述悬浮床反应段92中部的侧壁，分离段93中部的侧壁分别设置有一个冷氢注入口。所述固定床反应段94与分离段93之间的侧壁上设有第一洗涤液注入口97。
所述分离段93包括设于加氢反应器9内部的集液料斗931，和连接集液料斗931底部并设置于所述加氢反应器9的侧壁的出液管932。所述固定床反应段94包括自下而上设置的加氢精制床层942和加氢异构床层941，两个固定床层之间的侧壁上设有第二洗涤液注入口98和一个冷氢注入口。
原料油、氢气及催化剂经进料口91进入加氢反应器9的悬浮床反应段92，并在悬浮床反应段92内发生加氢脱氧、脱氮、脱硫等反应，同时通过加氢反应器9的侧壁上设置的冷氢注入口96注入冷氢，可以调节悬浮床反应段92的温度，悬浮床反应段92的油气产物通过冷氢的注入在分离段93实现气液分离，分离得到的液相产物通过分离段93的集液料斗931和出液管932离开加氢反应器9，分离得到的气相产物继续上升，经第一洗涤液注入口97进入的洗涤液洗涤，可降低气相产物中催化剂含量；经洗涤后的气相产物继续上升，并进入固定床反应段94的加氢精制床层942进行反应后，生成的气相产物经第二洗涤液注入口98进入的洗涤液洗涤，可进一步降低气相产物中催化剂含量，经洗涤后的气相产物继续上升，进入加氢异构床层941，经过异构的产物通过加氢反应器9的顶部设置的气相出口95离开加氢反应器9；经第二洗涤液注入口98进入的洗涤液可进一步降低气相产物中催化剂含量；而且在由于重力作用下降的同时，可实现对固定床加氢精制床层的洗涤，将固定床加氢精制床层拦截的催化剂洗涤至分离段，不仅可以保证催化剂不被携带至固定床反应产物中，还可以进一步降低产品油中的催化剂含量；经第一洗涤液注入口97进入的洗涤液和经第二洗涤液注入口98进入的洗涤液因重力作用进入分离段93的集液料斗931，并通过出液管932离开加氢反应器9。
通过采用悬浮床、分离段、洗涤段与固定床一体化结构，在一个反应器内实现了加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，在降低产品油中催化剂含量的同时解决了现有技术中装置空间大，洗涤过程复杂，投资和能耗大，不利于工业化生产的缺陷，节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便。
通过设置固定床加氢异构床层可将反应生成的正构烷烃异构成异构烷烃，降低产品的凝点。
实施例3
本实施例提供一种加氢反应装置，如图3所示，所述加氢反应装置包括：实施例1所述加氢反应器9；
进料单元，包括原料罐3，所述原料罐3出口通过第一高压泵4与第一换热器7入口连通，所述第一换热器7出口通过加热装置8加热炉与加氢反应器9底部进料口连通；所述第一换热器7入口与压缩机6连通；
热低压分离器17，以及与热低压分离器17底部出口连通的第一洗涤液注入口97减压塔18；所述热低压分离器17的入口与所述加氢反应器9侧壁的出液管932连通；所述减压塔18上设置有粗柴油馏分出口，该出口与加氢反应器9中第一洗涤液注入口97连通；所述减压塔18上催化剂与未转换馏分出口经第二高压泵25与催化剂分离装置20入口连通；所述催化剂分离装置20的液相出口通过第四高压泵30与原料罐3入口连通；
产物分离单元，包括温高压分离器10，所述温高压分离器10的入口通过第二换热器27与加氢反应器9顶部气相出口95连通，所述温高压分离器10顶部出口通过第三换热器28和冷却器11与冷高压分离器12的入口连通，所述温高压分离器10底部出液口与常压分馏塔14的入口连通；所述冷高压分离器12上部出气口与循环氢压缩机29连通；所述循环氢压缩机29同时与第一换热器7入口和冷氢注入口96连通；所述冷高压分离器12底部出液口与冷低压分离器13的入口连通；所述冷低压分离器13的出液口与常压分馏塔14的入口连通；所述常压分馏塔14上部设置轻油出液口，下部设置柴油出液口。
本发明提供的加氢反应装置，通过在一个加氢反应器内实现加氢脱氧、气液分离、气相洗涤、加氢精制和加氢异构的过程，并且洗涤液采用从减压塔分离出的粗油品，不仅节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产，同时降低产品油中催化剂含量。
同时，通过将所述催化剂分离装置的底部出口与原料罐入口连通；实现部分催化剂与未转换馏分的循环利用，可提高原料油的转化率、轻油和柴油的收率、以及催化剂的利用率；通过将冷高压分离器上部出气口与循环氢压缩机连通；所述循环氢压缩机与原料罐出口和冷氢注入口连通，实现循环利用可进一步节约能耗。
实施例4
本实施例提供一种利用上述实施例3所述加氢反应装置对生物原料油进行催化加氢工艺，包括如下步骤：
混合：将1t/h催化剂SC-1与100t/h生物原料油(本实施例采用餐饮废油)在原料罐3中混合后，得混合液；
催化加氢：将所述混合液经第一高压泵4升压后，与通过压缩机6压缩后的氢气5混合，再经第一换热器7换热、加热装置8(本实施例采用加热炉)加热后，通过进料口91进入所述加氢反应器9的悬浮床反应段92，悬浮床反应段92产物经分离段93分离得第一液相和第一气相，所述第一气相经洗涤液洗涤后依次经过固定床反应段94的加氢精制床层942和加氢异构床层941得第二气相，洗涤液会因重力作用进入分离段93的集液料斗931，并通过出液管932进入热低压分离器17；
第二气相分离：从气相出口95出来的第二气相经第二换热器27换热后，进入温高压分离器10，在25MPa，350℃条件下进行热高压分离得到第三气相和第二液相，所述第三气相经第三换热器28换热，冷却器11冷却后进入冷高压分离器12，在25MPa，50℃条件下经冷高压分离得第四气相和第三液相，所述第三液相经冷低压分离器13在1.5MPa，60℃条件下分离得第四液相；所述第四气相为氢气，经循环氢压缩机29升压后同时进入第一换热器7作为循环氢气使用，以及经冷氢注入口96进入加氢反应器9作为冷氢使用。所述第二液相和第四液相经常压分馏塔14分馏得轻油15和柴油16，本实施例中的轻油15为生物轻油，柴油16为生物柴油；其中，常压分馏塔14的进料温度为350℃。
其中，悬浮床反应段92的压力为5MPa、温度为450℃，经压缩机6压缩后的氢气5和经循环氢压缩机29压缩进入第一换热器7的循环氢气与餐饮废油体积比为1200:1，液时空速为1.0h-1；所述固定床反应段94温度400℃，压力25MPa，在悬浮床反应段未反应的氢气和冷氢与悬浮床反应段气相产物中馏分油的体积比为1200:1，液时空速为0.5h-1；所述固定床反应段94的加氢异构床层941的催化剂为分子筛催化剂(本实施例采用ZSM-22分子筛作为载体的催化剂)，所述固定床反应段94的加氢精制床层942的催化剂为FC-3。
第一液相分离：第一液相经热低压分离器17在1.5MPa，350℃条件下进行热低压分离得第五液相，所述第五液相进入减压塔18分离得未转换馏分与催化剂混合浆液、粗柴油馏分19(本实施例为粗生物柴油馏分)，粗柴油馏分19通过第一洗涤液注入口97进入加氢反应器9对第一气相洗涤；其中，减压塔18的进料温度为300℃。所述未转换馏分与催化剂混合浆液经第二高压泵25进入催化剂分离装置20分离出固体催化剂21后，剩余的组分经第四高压泵30与催化剂1和原料油2在原料罐3混合后循环利用。
其中，催化剂分离装置20是采用水力旋流器实现未转化馏分与催化剂混合浆液的液固分离。
实施例5
本实施例提供一种利用上述实施例3所述加氢反应装置对生物原料油进行催化加氢工艺，包括如下步骤：
混合：将0.5t/h催化剂SC-2与1000t/h生物原料油(本实施例采用棕榈酸化油)在原料罐3中混合后，得混合液；
催化加氢：将所述混合液经第一高压泵4升压后，与通过压缩机6压缩后氢气5混合，再经第一换热器7换热、加热装置8(本实施例采用加热炉)加热后，通过进料口91进入所述加氢反应器9的悬浮床反应段92，悬浮床反应段92产物经分离段93分离得第一液相和第一气相，所述第一气相经洗涤液洗涤后依次经过固定床反应段94的加氢精制床层942和加氢异构床层941得第二气相，洗涤液会因重力作用进入分离段93的集液料斗931，并通过出液管932进入热低压分离器17；
第二气相分离：从气相出口95出来的第二气相经第一换热器7换热后，进入温高压分离器10，在5MPa，200℃条件下进行热高压分离得到第三气相和第二液相，所述第三气相经第二换热器27换热，冷却器11冷却后进入冷高压分离器12，在5MPa，30℃条件下经冷高压分离得第四气相和第三液相，所述第三液相经冷低压分离器13在0.5MPa，30℃条件下分离得第四液相，所述第四气相为氢气，经循环氢压缩机29升压后同时进入第一换热器7作为循环氢气使用，以及经冷氢注入口96进入加氢反应器9作为冷氢使用。所述第二液相和第四液相经常压分馏塔14分馏得轻油15和柴油16，本实施例中的轻油15为生物轻油，柴油16为生物柴油；其中，常压分馏塔14的进料温度为180℃。
其中，悬浮床反应段92的压力为25MPa、温度为300℃、经压缩机6压缩后氢气5和经循环氢压缩机29压缩进入第一换热器7的循环氢气与棕榈酸化油体积比为800:1，液时空速为0.5h-1；所述固定床反应段94温度280℃，压力5MPa，在悬浮床反应段未反应的氢气和冷氢与悬浮床反应段气相产物中馏分油的体积比为2000:1，液时空速为1.5h-1；所述固定床反应段94的加氢异构床层941的催化剂为分子筛催化剂(本实施例采用ZSM-22和ZSM-12分子筛作为载体的催化剂的混合物，其中两者的质量比为1:1)，所述固定床反应段94的加氢精制床层942的催化剂FC-3。
第一液相分离：第一液相经热低压分离器17在0.5MPa，430℃条件下进行热低压分离得第五液相，所述第五液相进入减压塔18分离得未转换馏分与催化剂混合浆液、粗柴油馏分19(本实施例为粗生物柴油馏分)，粗柴油馏分19通过第一洗涤液注入口97进入加氢反应器9对第一气相洗涤；其中，减压塔18的进料温度为400℃。所述未转换馏分与催化剂混合浆液经第二高压泵25进入催化剂分离装置20分离出固体催化剂21后，剩余的组分经第四高压泵30与催化剂1和原料油2在原料罐3混合后循环利用。
其中，催化剂分离装置20是采用水力旋流器实现未转化馏分与催化剂混合浆液的液固分离。
实施例6
本实施例提供一种利用上述实施例3所述加氢反应装置对重油进行催化加氢工艺，包括如下步骤：
混合：将1.5t/h催化剂SC-3与1000t/h重油(本实施例采用渣油)在原料罐3中混合后，得混合液；
催化加氢：将所述混合液经高压泵4升压后，与通过压缩机6压缩后氢气5混合，再经第一换热器7换热、加热装置8(本实施例采用加热炉)加热后，通过进料口91进入所述加氢反应器9的悬浮床反应段92，悬浮床反应段92产物经分离段93分离得第一液相和第一气相，所述第一气相经洗涤液洗涤后依次经过固定床反应段94的加氢精制床层942和加氢异构床层941得第二气相，洗涤液会因重力作用进入分离段93的集液料斗931，并通过出液管932进入热低压分离器17；
第二气相分离：从气相出口95出来的第二气相经第二换热器27换热后，进入温高压分离器10，在5-25MPa，200-350℃条件下进行热高压分离得到第三气相和第二液相，所述第三气相经第三换热器28换热，冷却器11冷却后进入冷高压分离器12，在15MPa，60℃条件下经冷高压分离得第四气相和第三液相，所述第三液相经冷低压分离器13在1.0MPa，40℃条件下分离得第四液相，所述第四气相为氢气，经循环氢压缩机29升压后同时进入第一换热器7作为循环氢气使用，以及经冷氢注入口96进入加氢反应器9作为冷氢使用。所述第二液相和第四液相经常压分馏塔14分馏得轻油15和柴油16；其中，常压分馏塔14的进料温度为260℃；
其中，悬浮床反应段92的压力为15MPa、温度为400℃、经压缩机6压缩后氢气5和经循环氢压缩机29压缩进入第一换热器7的循环氢气与渣油体积比为1500:1，液时空速为1.5h-1；所述固定床反应段94温度300℃，压力15MPa，液时空速为1.0h-1，在悬浮床反应段未反应的氢气和冷氢与悬浮床反应段气相产物中馏分油的体积比为1800:1；所述固定床反应段94的加氢异构床层941的催化剂为分子筛催化剂(本实施例采用SAPO-41分子筛作为载体的催化剂)，所述固定床反应段94的加氢精制床层942的催化剂为FC-3；
第一液相分离：第一液相经热低压分离器17在1.0MPa，380℃条件下进行热低压分离得第五液相，所述第五液相进入减压塔18分离得未转换馏分与催化剂混合浆液、粗柴油馏分19，粗柴油馏分19通过第一洗涤液注入口97进入加氢反应器9对第一气相洗涤；其中，减压塔18的进料温度为350℃。所述未转换馏分与催化剂混合浆液经第二高压泵25进入催化剂分离装置20分离出固体催化剂21后，剩余的组分经第四高压泵30与催化剂1和原料油2在原料罐3混合后循环利用。
其中，催化剂分离装置20是采用水力旋流器实现未转化馏分与催化剂混合浆液的液固分离。
对比例1
本对比例提供一种对生物原料油进行催化加氢工艺，如图4所示，包括如下步骤：
混合：将1t/h催化剂SC-1与100t/h生物原料油(本实施例采用餐饮废油)在原料罐3中混合后，得混合液；
催化加氢：将所述混合液经第一高压泵4升压后，与通过压缩机6压缩后的氢气5混合，再经第一换热器7换热、加热装置8(本实施例采用加热炉)加热后，进入悬浮床反应器22进行催化加氢，悬浮床反应器22的催化加氢产物经热高压分离器23进行气液分离后，得到的第一液相、气相产物，气相产物经热高压分离器23上部的洗涤段洗涤后，依次经过固定床反应器24的加氢精制床层和加氢异构床层，得第二气相；
第二气相分离：从固定床反应器24出来的第二气相经第二换热器27换热后，进入温高压分离器10，在25MPa，350℃条件下进行热高压分离得到第三气相和第二液相，所述第三气相经第三换热器28换热，冷却器11冷却后进入冷高压分离器12，在25MPa，50℃条件下经冷高压分离得第四气相和第三液相，所述第三液相经冷低压分离器13在1.5MPa，60℃条件下分离得第四液相；所述第四气相为氢气，经循环氢压缩机29升压后同时进入第一换热器7作为循环氢气使用，以及经冷氢注入口96进入加氢反应器9作为冷氢使用。所述第二液相和第四液相经常压分馏塔14分馏得轻油15和柴油16，本实施例中的轻油15为生物轻油，柴油16为生物柴油；其中，常压分馏塔14的进料温度为350℃；
其中，悬浮床反应器22的压力为5MPa、温度为450℃，经压缩机6压缩后的氢气5和经循环氢压缩机29压缩进入第一换热器7的循环氢气与餐饮废油体积比为1200，液时空速为1.0h-1；所述固定床反应器24温度400℃，压力25MPa，在悬浮床反应器中未反应的氢气和冷氢与悬浮床反应器气相产物中馏分油的体积比为1200:1，液时空速为0.5h-1；所述固定床反应器24中加氢异构床层的催化剂为分子筛催化剂(本实施例采用ZSM-22分子筛作为载体的催化剂)，所述固定床反应器24加氢精制床层的催化剂为FC-3；
第一液相分离：第一液相经热低压分离器17在1.5MPa，350℃条件下进行热低压分离得第五液相，所述第五液相进入减压塔18分离得未转换馏分与催化剂混合浆液、粗柴油馏分19(本实施例为粗生物柴油馏分)，粗柴油馏分19通过第一洗涤液注入口97进入加氢反应器9对第一气相洗涤；其中，减压塔18的进料温度为300℃。所述未转换馏分与催化剂混合浆液经第二高压泵25进入催化剂分离装置20分离出固体催化剂21后，剩余的组分经第四高压泵30与催化剂1和原料油2在原料罐3混合后循环利用。
其中，催化剂分离装置20是采用水力旋流器实现未转化馏分与催化剂混合浆液的液固分离。
实验例
分别对上述实施例4-6和对比例1制得的柴油和轻油收率、凝点、及其中催化剂含量进行检测，检测数据见表1，具体检测方法如下：
轻油和柴油收率的检测方法：
轻油收率＝(轻油的流量)/(原料油的流量)×100％
柴油收率＝(柴油的流量)/(原料油的流量)×100％。
凝点的检测方法：
轻油和柴油凝点的检测方法按照GB/T510-83《石油产品疑点测定法》。
轻油和柴油中催化剂含量的检测方法：
产品油中催化剂含量＝(产品油中不挥发物的质量)/(产品油的质量)×100％；
其中，产品油中不挥发物的质量的检测方法按照GB/T511-2010《石油和石油产品及添加剂机械杂质测定法》。
固定床压降的检测方法：
固定床压降＝固定床反应段入口压力-固定床反应段出口压力。
表1 轻油及柴油中催化剂含量
Figure BDA0002306140940000141
由上表中的数据可知，本发明提供的催化加氢工艺，不仅节省了空间、投资和能耗，而且洗涤过程简单、快速、方便，利于工业化生产，同时降低轻油和柴油中催化剂含量，提高了柴油收率，降低产品凝点，降低固定床床层压降。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (10)

1.一种加氢反应器，其特征在于，包括：
反应器本体，所述反应器本体底部设置有进料口，顶部设置有气相出口，所述反应器本体的侧壁上设置有冷氢注入口；
悬浮床反应段，设于所述反应器本体内的下部；
固定床反应段，设于所述反应器本体内的上部，由至少两个床层构成；
分离段，设于所述悬浮床反应段和所述固定床反应段之间，所述分离段设置有集液料斗，所述集液料斗底部设置有出液管，用于将集液料斗收集的液相引出反应器本体；
洗涤液注入口，设置于所述分离段和固定床反应段之间的侧壁上，和/或设置于所述固定床反应段的相邻床层之间的侧壁上。
2.根据权利要求1所述加氢反应器，其特征在于，所述固定床反应段包括自下而上设置的加氢精制床层和加氢异构床层；所述冷氢注入口为3-6个，其中，在所述悬浮床反应段、固定床反应段和分离段上分别至少设置一个冷氢注入口。
3.一种加氢反应装置，其特征在于，包括权利要求1-2任一项所述加氢反应器。
4.根据权利要求3所述加氢反应装置，其特征在于，所述加氢反应装置还包括：
进料单元，包括原料罐，所述原料罐出口与加氢反应器底部进料口连通；
产物分离单元，包括连通设置的温高压分离器，冷高压分离器，冷低压分离器和常压分馏塔，其中，所述温高压分离器与所述加氢反应器顶部的气相出口相连通；
还包括连通设置的热低压分离器和减压塔，其中，所述热低压分离器与所述加氢反应器的出液管相连通，所述减压塔的第一液相出口与所述加氢反应器的洗涤液注入口相连通；
所述冷高压分离器的气相出口与原料罐的出口和/或冷氢注入口连通；
所述减压塔第二液相液出口与催化剂分离装置的入口连通，催化剂分离装置的液相出口与原料罐的入口连通。
5.一种采用权利要求1-2任一项所述加氢反应器的催化加氢工艺，其特征在于，包括如下步骤：
催化剂、原料油和氢气在所述加氢反应器内，经过悬浮床加氢反应段进行反应，反应产物经过分离段分离得第一液相产物和第一气相产物；
所述第一气相产物经过洗涤、固定床反应后得第二气相；
所述第一液相产物由所述集液料斗收集，并引出所述加氢反应器外。
6.根据权利要求5所述催化加氢工艺，其特征在于，
所述第二气相产物经过温高压分离，冷高压分离，冷低压分离和常压分馏分离得氢气、轻油和柴油；
所述第一液相产物经热低压分离，减压分馏得未转换馏分与催化剂混合浆液和粗柴油馏分。
7.根据权利要求6所述催化加氢工艺，其特征在于，所述第二气相产物经分离得到的氢气作为循环氢和冷氢使用；所述未转换馏分与催化剂混合浆液经分离出固体催化剂后，剩余组分返回至所述加氢反应器继续反应。
8.根据权利要求5所述催化加氢工艺，其特征在于，所述悬浮床反应段压力为5-25MPa、温度为300-450℃、氢油体积比为800：1-1500:1，液时空速为0.5h-1-1.5h-1；
所述固定床反应段温度280-400℃，压力5-25MPa，氢油体积比为800:1-2000:1，液时空速为0.5h-1-1.5h-1。
9.根据权利要求5所述催化加氢工艺，其特征在于，所述原料油为生物原料油、重油、渣油、工业废油中的任意一种；所述生物原料油为动物油、植物油、废弃动植物油脂中的任意一种；
所述催化剂为含有Ni、Mo、W、Co或Fe的催化剂；
所述固定床层的催化剂为分子筛催化剂或含有Ni、Mo、W、Co或Fe的催化剂；优选地，所述分子筛催化剂为ZSM-22、ZSM-12、SAPO-41、SAPO-11分子筛中的一种或多种混合作为载体的催化剂。
10.根据权利要求6所述催化加氢工艺，其特征在于，所述温高压分离的工艺参数为：压力5-25MPa，温度200-350℃；
所述冷高压分离的工艺参数为：压力5-25MPa，温度30-60℃；
所述冷低压分离的工艺参数为：压力0.5-1.5MPa，温度30-60℃；
所述热低压分离的工艺参数为：压力0.5-1.5MPa，温度350-430℃；
所述常压分馏的进料温度为180-350℃；
所述减压分馏的进料温度为300-400℃。
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