CN112143521A

CN112143521A - 一种生产催化重整原料的加氢方法和系统

Info

Publication number: CN112143521A
Application number: CN201910561569.8A
Authority: CN
Inventors: 赵广乐; 赵阳; 莫昌艺; 毛以朝; 董松涛
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: 2019-06-26
Filing date: 2019-06-26
Publication date: 2020-12-29
Anticipated expiration: 2039-06-26
Also published as: CN112143521B

Abstract

一种生产催化重整原料的加氢方法和系统，富含芳烃柴油馏分和蜡油馏分的混合原料在第一加氢反应区进行加氢精制反应，反应产物进入第一高压分离器，分离所得第一液相物流进入第二加氢反应区，所得产物返回至第一高压分离器，分离所得第一气相物流进入第三加氢反应区，所得反应产物经分离后得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和柴油馏分，柴油馏分循环回第三加氢反应区。采用本发明提供的方法和系统，可以加工掺炼大比例富含芳烃柴油馏分的蜡油馏分，高收率、高选择性的得到高芳烃潜含量的重石脑油馏分，其是催化重整的优质原料。

Description

一种生产催化重整原料的加氢方法和系统

技术领域

本发明涉及一种在存在氢的情况下为获得低沸点馏分的烃油裂解方法，更具体地说，是一种由混合原料生产催化重整原料的加氢方法和系统。

背景技术

随着原油重质化、劣质化进程的加剧，催化裂化柴油的质量日益变差、产量逐年增加，这部分催化裂化柴油约占我国商品柴油份额的三分之一。目前，炼厂为了从原油中提取更多的轻质油品，不断提高催化裂化装置的加工能力和加工深度，导致催化裂化柴油的质量进一步变差，主要表现在芳烃含量高、硫和氮等杂质含量高，十六烷值低。与此同时，随着环保立法的日趋严格，国VI车用柴油标准要求十六烷值不小于51，硫含量不大于10μg/g，多环芳烃质量含量不大于7％。近些年柴油消费量进入峰值平台区，柴汽比逐年降低已成为大趋势，压减柴油，尤其是劣质柴油的需求更为迫切。

催化柴油加工手段主要包括加氢精制和加氢裂化两类。采用常规的加氢精制工艺处理催化柴油，虽然可以有效地脱除柴油中的硫、氮等杂质，但柴油产品十六烷值提高幅度有限。按照油品质量升级的趋势，车用柴油标准主要由降低硫转移到对油品结构组成的控制，尤其是多环芳烃。因此，芳烃含量在80％以上，多环芳烃占比在60％以上的催化柴油越来越难以通过常规手段加入到柴油池当中。

加氢裂化手段可以将催化柴油馏分转化为轻质的重石脑油馏分或汽油馏分，但目前催化柴油转化为汽油馏分的工业装置普遍存在能耗高、运行周期短、装置运行苛刻等问题。

CN103805245B公开了一种加氢裂化和加氢脱芳组合的加氢方法。该发明将劣质催柴与氢气以气液逆流方式进行加氢精制；精制生成油在贵金属催化剂存在下进行加氢脱芳反应；蜡油与氢气进行加氢裂化预处理反应，加氢裂化预处理流出物与加氢脱芳流出物混合后，进行加氢裂化反应；加氢裂化流出物经分离和分馏，得到不同馏分产品；其中裂化尾油循环至加氢脱芳反应器。该方法采用贵金属催化剂充分饱和催化柴油中的芳烃，提高中间馏分油的收率和产品质量。

CN102994147B公开了一种重质油中压加氢裂化生产中间馏分油的方法。该方法以减压蜡油或减压蜡油添加部分催化柴油为原料加氢生产柴油，采用固定床两段加氢裂化工艺，在一段反应器中装填特有的加氢精制催化剂、二段反应器中装填特有的加氢裂化催化剂。采用该方法可以生产中间馏分油。

CN1955257B公开了一种生产化工原料的加氢裂化方法，将劣质催化裂化柴油与重质加氢裂化原料按比例混合，然后进行加氢处理和加氢裂化，得到重石脑油和尾油等化工各原料。该方法可将催化柴油和蜡油混合原料转化为化工原料以及中间馏分油等。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种生产催化重整原料的加氢方法和系统，是要解决现有技术中采用混合原料生产催化重整原料时，催化重整原料的收率低以及芳烃潜含量偏低的问题。

本发明提供的方法包括：

(1)蜡油馏分和富含芳烃柴油馏分的混合原料与氢气混合后进入第一加氢反应区，与加氢精制催化剂接触后进行反应，

(2)第一加氢反应区的反应流出物进入第一高压分离器，分离得到第一液相物流和第一气相物流，

(3)第一液相物流进入第二加氢反应区，与加氢裂化催化剂I接触进行反应，所得反应流出物返回第一高压分离器，

(4)第一气相物流进入第三加氢反应区，与加氢裂化催化剂II接触进行反应，所得反应流出物进入第二高压分离器，分离得到第二液相物流和第二气相物流，第二液相物流进入分馏区进行分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和柴油馏分，其中柴油馏分循环回第三加氢反应区。

在本发明中，所述的混合原料由富含芳烃柴油馏分和蜡油馏分组成，以混合原料整体为基准，富含芳烃柴油馏分的质量分数为30％～80％。

在优选的情况下，所述富含芳烃柴油馏分的密度为0.90g/cm³～0.99g/cm³，馏程范围为165～400℃，芳烃含量至少为60重量％；进一步优选富含芳烃柴油馏分为催化裂化柴油。

在优选的情况下，所述蜡油馏分选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油中一种或几种，蜡油馏分的密度为0.88g/cm³～0.97g/cm³，馏程范围为300～600℃。

本发明中，混合原料与氢气混合后进入第一加氢反应区，与加氢精制催化剂接触后进行加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃饱和、部分芳烃饱和等反应。为保证下游含分子筛的加氢裂化催化剂活性及稳定性，以第一加氢反应区的液体流出物为基准，其中有机氮含量小于20μg/g。由于富含芳烃柴油馏分中芳烃含量较高，芳烃含量通常在60％以上，其中双环以上芳烃含量在40％以上。富含芳烃柴油馏分原料中300℃以上馏分以双环和三环芳烃为主，这些多环芳烃在第一加氢反应区进行加氢饱和后，根据加氢饱和深度的不同，其沸点降低范围为20～50℃。

优选第一加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～450℃，氢油体积比400～2000Nm³/m³，液时体积空速为0.2～4.0h^-1。

本发明中，第一加氢反应区的反应流出物进入第一高压分离器，在第一高压分离器内闪蒸，较轻的烃油、富氢气体等气体以气态形式作为第一气相物流从第一高压分离器的气相出口排出，较重的烃油以液态形式作为第一液相物流从第一高压分离器的液相出口排出。在优选的情况下，第一高压分离器的温度为300～370℃，进一步优选为320～350℃。在第一高压分离器的操作温度下，加氢后的富含芳烃柴油馏分几乎均以气相形式从第一高压分离器的气相出口排出，加氢后的蜡油馏分几乎均以液相形式从第一高压分离器的液相出口排出。

在本发明中，第一液相物流与脱除硫化氢和氨的循环氢混合后进入第二加氢反应区，与加氢裂化催化剂I接触进行反应，所得反应流出物返回第一高压分离器。从第一高压分离器分离出的第一液相物流为馏程较重的加氢后蜡油馏分，由于第二加氢反应区的气体氛围中氨浓度低，加氢后蜡油馏分中氮含量也较低，其在高空速、缓和的条件下与含分子筛的加氢裂化催化剂I接触进行加氢裂化反应，生成石脑油馏分和中间馏分油。较低的氨分压也有利于高收率的得到石脑油馏分，并且石脑油馏分选择性高。第二加氢反应区的反应流出物返回第一高压分离器，再次进行分离，未转化的蜡油馏分经分离后，返回第二加氢反应区进行再次加氢裂化反应。在本发明其中一种优选的实施方式中，少量加氢后蜡油馏分间断性地进入第二高压分离器，以排出其中的稠环芳烃，避免第二加氢反应区催化剂因稠环芳烃累计无法排出反应系统，导致催化剂失活速率的增加。在优选的情况下，第二加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～400℃，氢油体积比300～1500Nm³/m³，液时体积空速为0.5～10.0h^-1。

在本发明中，第一气相物流进入第三加氢反应区，与加氢裂化催化剂II接触进行反应，第一气相物流的干点在300℃～370℃范围内，优选第三加氢反应区在适宜将第一气相物流尽可能地转化为重石脑油馏分的工艺条件下操作。此外，第三加氢反应区内的反应气氛中含有第一加氢反应区中经加氢脱硫和加氢脱氮反应脱除的全部硫化氢和氨，因此该反应区中较高的氨浓度具有抑制过度二次裂化的作用，可将第一气相物流高选择性地转化为重石脑油馏分，减少干气、液化气及轻石脑油馏分的收率，并能够最大限度的保留进料中的环状结构，从而得到高芳烃潜含量的重石脑油馏分。在优选的情况下，第三加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～420℃，以第一气相物流为新鲜原料，新鲜原料的液时体积空速为0.5～8.0h^-1。

在本发明中，加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II相同或者不同，优选，加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的体积比为2:1～1:5。

在优选的情况下，加氢精制催化剂的体积与加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II的体积和之比为5:1～1:10。

在优选的情况下，所述加氢精制催化剂是负载在载体上的至少一种第VIII族金属组分和至少一种第VIB族金属组分的催化剂。进一步优选，所述加氢精制催化剂，以氧化物计并以加氢精制催化剂为基准，所述第VIII族金属组分的含量为1～10重量％，所述第VIB族金属组分的含量为10～45重量％；所述第VIII族金属组分为钴和/或镍，第VIB族金属组分为钼和/或钨。

在优选的情况下，加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II包括载体和负载在该载体上的加氢金属活性组分，所述载体由氧化铝和分子筛组成；所述分子筛为Y型分子筛或β型分子筛中的一种或几种；所述加氢金属活性组分选自至少一种第VIII族金属组分和至少一种第VIB族金属组分。

进一步优选，以加氢裂化催化剂I整体为基准，以氧化物计，加氢裂化催化剂I组成为：氧化铝30重量％～72重量％，分子筛1重量％～30重量％，第VIB族金属组分15重量％～35重量％，第VIII族金属2重量％～8重量％。

进一步优选，以加氢裂化催化剂II整体为基准，以氧化物计，加氢裂化催化剂II组成为：氧化铝10重量％～72重量％，分子筛10重量％～70重量％，第VIB族金属组分15重量％～35重量％，第VIII族金属组分2重量％～8重量％。

在本发明中，第三加氢反应区所得反应流出物进入第二高压分离器，分离得到第二液相物流和第二气相物流，第二液相物流进入分馏区进行分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和柴油馏分，其中柴油馏分循环回第三加氢反应区。优选，第二高压分离器的温度为150～300℃，优选为220～260℃。

在优选的情况下，第二气相物流经脱除硫化氢和氨后，作为循环氢循环回第一加氢反应区和/或第二加氢反应区。

本发明还提供用于上述加氢方法的生产催化重整原料的加氢系统，包括第一加氢反应区、第二加氢反应区、第三加氢反应区、第一高压分离器、第二高压分离器和分馏区；

蜡油馏分进料管线、富含芳烃柴油馏分的进料管线与氢气进料管线连通，并与第一加氢反应区的入口连通，第一加氢反应区内装填加氢精制催化剂，第一加氢反应区的出口管线与第一高压分离器入口连通；

第一高压分离器设置液相出口和气相出口，其液相出口与第一液相物流出料管线连通，其气相出口与第一气相物流出料管线连通；

第一液相物流出料管线与第二加氢反应区入口连通，第二加氢反应区内装填加氢裂化催化剂I，第二加氢反应区的出口管线与第一高压分离器的入口连通；

第一气相物流出料管线与第三加氢反应区的入口连通，第三加氢反应区装填加氢裂化催化剂II，第三加氢反应区的出口管线与第二高压分离器的入口连通；

第二高压分离器设置液相出口和气相出口，其液相出口与第二液相物流出料管线连通，其气相出口与第二气相物流出料管线连通；

第二液相物流出料管线与分馏区入口连通，分馏区设置轻石脑油馏分出口、重石脑油馏分出口和柴油馏分出口，并与相应的出料管线连通，其中，柴油馏分出料管线与第三加氢反应区入口连通。

在优选的情况下，第一液相物流出料管线与第二高压分离器的液相出口连通。

在优选的情况下，第二气相物流出料管线与循环氢净化系统连通，循环氢净化系统的循环氢出口与循环氢压缩机入口连通，循环氢压缩机出口与第一加氢反应区和/或第二加氢反应区的入口连通。

本发明的优点：

本发明采用第一高压分离器进行分离的形式，将馏程和烃类构成相差较大的加氢富含芳烃柴油馏分和加氢蜡油馏分进行分离，分离后的加氢富含芳烃柴油馏分和加氢蜡油馏分分别在两个不同的加氢裂化反应区进行转化。馏程较重，链烷烃含量较高的加氢蜡油馏分在第二加氢反应区内，在几乎无氨的环境下，高空速地转化为石脑油馏分和中间馏分油，并将未转化蜡油馏分循环转化。馏程较轻，富含环状结构的柴油馏分在第三加氢反应区内，在富氨环境下高选择性地转化为高芳烃潜含量重石脑油馏分。

与现有技术相比，本发明提供的加氢方法和系统，可在缓和条件下显著提高重石脑油馏分选择性，并能够最大限度保留原料中富含芳烃柴油馏分的环状结构，得到高芳烃潜含量的重石脑油馏分，是催化重整工艺的优质原料。

此外，本发明提供的方法和系统，可以大比例地处理催化裂化柴油，利用其富含芳烃的特点生产优质的催化重整原料，进行催化重整得到芳烃产品同时副产的氢气，一方面为炼厂提供廉价的氢气降低生产成本，一方面为炼厂走芳烃路线提供基础，促进以燃料油为主的炼厂向油化结合型发展，改善企业经济效益。

附图说明

图1是本发明提供的生产催化重整原料的加氢方法流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。图中省略了许多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。

如图1所示，来自管线1的富含芳烃柴油馏分和蜡油馏分的混合原料与来自管线23的富氢气体混合进入第一加氢反应区2，与加氢精制催化剂接触，进行加氢脱硫、加氢脱氮及芳烃饱和反应。第一加氢反应区2的反应流出物经管线3进入第一高压分离器4进行闪蒸分离，第一高压分离器顶部得到第一气相物流，第一高压分离器底部得到第一液相物流。第一液相物流经管线8进入到第二加氢反应区24与加氢裂化催化剂I接触进行反应，裂化为石脑油馏分和中间馏分油等轻质产品，第二加氢反应区24的反应流出物经管线3返回到第一高压分离器4，未转化的蜡油馏分由管线8返回至第二加氢反应区进行回炼，少量未转化的蜡油馏分由管线24进入第二高压分离器9，以间断排出其中的稠环芳烃。第一气相物流经管线5进入到第三加氢反应区6与加氢裂化催化剂II接触进行反应，加氢富含芳烃柴油馏分裂化为石脑油轻质产品，第三加氢反应区6的反应流出物经管线7进入第二高压分离器9进行气液分离。第二高压分离器分离得到的酸性水由管线11抽出。第二高压分离器9分离得到的第二气相物流(富氢气体)经管线19进入循环氢压缩机20，加压后与来自管线21的新氢混合，经管线22进入到第一加氢反应区和第二加氢反应区入口。第二高压分离器9得到的第二液相物流经管线10进入到低压分离器12进一步进行气液分离，分离所得低分气体经管线13出装置，所得的液体产物经管线14进入分馏塔15进行分馏。分馏得到轻石脑油馏分经管线16抽出；所得的重石脑油馏分经管线17抽出；得到柴油馏分经管线18返回至第三加氢反应区进行回炼，也可出部分柴油产品出装置。

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例中加氢精制催化剂A的商品牌号为RN-410，加氢精制催化剂B的商品牌号为RS-2000，加氢裂化催化剂C的商品牌号为RHC-131，加氢裂化催化剂D的商品牌号为RHC-133，加氢裂化催化剂E的商品牌号为RHC-5，以上催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂长岭分公司生产。

实施例中所用的原料油F和原料油G来自采用催化裂化装置，原料油H为减压蜡油，其性质列于表1。从表1可以看出，催化柴油原料F的总芳烃含量高达76.5质量％以上，原料油F的双环和双环以上芳烃的含量高达46.9质量％，而十六烷值仅为20.6；而原料G密度高达0.9630g/cm³，总芳烃含量高达88.0质量％，其中双环和双环以上芳烃高达69.0质量％，十六烷值小于19.3，两种原料均为高芳烃含量的劣质柴油馏分；减压蜡油H为常规的减压蜡油馏分。

实施例1

原料油F与H的混合原料与氢气一起进入第一加氢反应区，与加氢精制催化剂A接触反应，反应流出物进入到第一高压分离器进行气液分离，所得第一液相物流进入装有加氢裂化催化剂C的第二加氢反应区进行反应，第二加氢反应区的反应产物循环至第一高压分离器。所得第一气相物流进入装有加氢裂化催化剂E的第三加氢反应区进行反应，其反应流出物进入第二高压分离器后，所得第二液相物流进入分馏塔得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和柴油馏分，柴油馏分返回到第三加氢反应区循环转化，以第一气相物流为新鲜原料，循环的柴油馏分为新鲜原料的10重％。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

对比例1

在常规的单段串联一次通过流程下，原料油F与H的混合原料与氢气混合经加氢精制反应器和加氢裂化反应器，加氢裂化反应流出物经气液分离和分馏，所得重石脑油以上的馏分循环回加氢裂化反应器进行全部转化，以混合原料为新鲜原料，循环油为新鲜原料的25重％。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

实施例2

原料油G与H的混合原料与氢气一起进入第一加氢反应区，与加氢精制催化剂B接触反应，反应流出物进入到第一高压分离器进行气液分离，所得第一液相物流进入装有加氢裂化催化剂D的第二加氢反应区进行反应，第二加氢反应区的反应产物循环至第一高压分离器。所得第一气相物流进入装有加氢裂化催化剂E的第三加氢反应区进行反应，其反应流出物进入第二高压分离器后，所得第二液相物流进入分馏塔得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和柴油馏分，柴油馏分返回到第三加氢反应区循环转化，以第一气相物流为新鲜原料，循环的柴油馏分为新鲜原料18重％。反应条件如表2所示，产品收率和性质如表3所示。

由实施例和对比例可以看出，采用本发明提供的方法加工催化裂化柴油和蜡油馏分的混合原料，可以低氢耗、高收率的得到重石脑油馏分，并且重石脑油馏分具有较高的芳烃潜含量，是优质的催化重整的原料。而对比例化学氢耗高、重石脑油收率低，芳烃潜含量也较低。

表1

表2

表3

	实施例1	对比例1	实施例2
				总化学氢耗，重％	4.23	4.51	4.98
产品分布，重％
				H<sub>2</sub>S/％	2.10	2.10	1.34
NH<sub>3</sub>/％	0.14	0.14	0.12
				(C<sub>1</sub>+C<sub>2</sub>)/％	0.72	0.85	0.78
(C<sub>3</sub>+C<sub>4</sub>)/％	9.15	11.50	9.76
				C5-65℃轻石脑油馏分/％	18.66	22.09	19.87
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.638	0.635	0.630
				总硫，μg/g	<0.5	<0.5	<0.5
总氮，μg/g	<0.5	<0.5	<0.5
				65-175℃重石脑油馏分/％	73.46	67.83	73.11
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.748	0.741	0.752
				总硫，μg/g	<0.5	<0.5	<0.5
总氮，μg/g	<0.5	<0.5	<0.5
				芳烃潜含量，重％	67.2	51.5	73.9

Claims

1.一种生产催化重整原料的加氢方法，包括：

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，以混合原料整体为基准，富含芳烃柴油馏分的质量分数为30％～80％；

富含芳烃柴油馏分的密度为0.90g/cm³～0.99g/cm³，馏程范围为165～400℃，芳烃含量至少为60重量％；优选富含芳烃柴油馏分为催化裂化柴油。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，蜡油馏分选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油中一种或几种，蜡油馏分的密度为0.88g/cm³～0.97g/cm³，馏程范围为300～600℃。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一高压分离器的温度为300～370℃，优选为320～350℃。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～450℃，氢油体积比400～2000Nm³/m³，液时体积空速为0.2～4.0h^-1。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第二加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～400℃，氢油体积比300～1500Nm³/m³，液时体积空速为0.5～10.0h^-1。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第三加氢反应区的反应条件为：氢分压6.0～20.0MPa，反应温度300～420℃，以第一气相物流为新鲜原料，新鲜原料的液时体积空速为0.5～8.0h^-1。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II相同或者不同，加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的体积比为2:1～1:5。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢精制催化剂的体积与加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II的体积和之比为5:1～1:10。

10.按照权利要求1或9所述的方法，其特征在于，加氢精制催化剂是负载在载体上的至少一种第VIII族金属组分和至少一种第VIB族金属组分的催化剂。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，所述加氢精制催化剂，以氧化物计并以加氢精制催化剂为基准，所述第VIII族金属组分的含量为1～10重量％，所述第VIB族金属组分的含量为10～45重量％；所述第VIII族金属组分为钴和/或镍，第VIB族金属组分为钼和/或钨。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II包括载体和负载在该载体上的加氢金属活性组分，所述载体由氧化铝和分子筛组成；所述分子筛为Y型分子筛或β型分子筛中的一种或几种；所述加氢金属活性组分选自至少一种第VIII族金属组分和至少一种第VIB族金属组分。

13.按照权利要求12所述的方法，其特征在于，以加氢裂化催化剂I整体为基准，以氧化物计，加氢裂化催化剂I组成为：氧化铝30重量％～72重量％，分子筛1重量％～30重量％，第VIB族金属组分15重量％～35重量％，第VIII族金属2重量％～8重量％。

14.按照权利要求12所述的方法，其特征在于，以加氢裂化催化剂II整体为基准，以氧化物计，加氢裂化催化剂II组成为：氧化铝10重量％～72重量％，分子筛10重量％～70重量％，第VIB族金属组分15重量％～35重量％，第VIII族金属组分2重量％～8重量％。

15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第二高压分离器的温度为150～300℃，优选为220～260℃。

16.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第二气相物流经脱除硫化氢和氨后，作为循环氢循环回第一加氢反应区和/或第二加氢反应区。

17.一种生产催化重整原料的加氢系统，包括第一加氢反应区、第二加氢反应区、第三加氢反应区、第一高压分离器、第二高压分离器和分馏区；

18.按照权利要求17所述的系统，其特征在于，第二气相物流出料管线与循环氢净化系统连通，循环氢净化系统的循环氢出口与循环氢压缩机入口连通，循环氢压缩机出口与第一加氢反应区和/或第二加氢反应区的入口连通。