CN114621786B

CN114621786B - 一种劣质油浆态床加氢裂化装置及方法

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Publication number: CN114621786B
Application number: CN202011442201.9A
Authority: CN
Inventors: 李瑞峰; 吴显军; 马守涛; 夏恩冬; 孙发民; 郭金涛; 王刚; 张全国; 倪术荣; 郭立艳
Original assignee: Petrochina Co Ltd
Current assignee: Petrochina Co Ltd
Priority date: 2020-12-08
Filing date: 2020-12-08
Publication date: 2023-06-30
Anticipated expiration: 2040-12-08
Also published as: CN114621786A

Abstract

本发明涉及一种劣质油浆态床加氢裂化装置，其包括依次连接的原料配制系统、反应系统和分馏系统，还包括供氢系统，所述原料配制系统，包括依次连接的催化剂配制罐和原料油配制罐；所述反应系统，包括相互串联的至少两级的反应装置，每级反应装置均包括依次连接的反应加热一体炉和浆态床反应器，且每级所述反应加热一体炉和每级所述浆态床反应器前均连接有重油混氢器；所述分馏系统，包括依次连接的高压分离器、低压分离器和相互串联的至少两级的分馏装置，每级分馏装置均包括分馏炉和分馏塔；所述原料油配制罐与所述反应系统之间设置有换热器和原料泵，所述每级反应系统分别与所述高压分离器连通。本发明还涉及一种劣质油浆态床加氢裂化装置。

Description

一种劣质油浆态床加氢裂化装置及方法

技术领域

本发明属于劣质油加工领域，特别涉及一种劣质油浆态床加氢裂化装置及方法，尤其适合劣质重油的加氢裂化。

背景技术

随着全球原油资源劣质化、重质化趋势日益突出及其开采技术的成熟，劣质、重质石油在原油中的比例已高达30～50％。与此同时，我国也面临大量劣质、重质石油(如委内瑞拉稠油，密度为1.0102g/cm³，硫含量4.08ω％，酸值3.0mgKOH/g，Ni+V含量482μg/g，残炭>20ω％，预计每年进口量将达3000万吨；加拿大油砂沥青；克拉玛依超稠油；辽河稠油等重油)的轻质化问题。因此，如何高效率、高值化精深加工劣质重油，成为当前中国石油炼制行业急需解决的问题。

针对上述高硫、高金属、高残炭的劣质重油，采用重油催化裂化(原料残炭值低于8ω％，总金属含量不超过20μg/g)和重油固定床加氢处理(原料残炭值低于15ω％，总金属含量不超过200μg/g)等工艺，催化剂表面因结焦与金属沉积，失活速度很快；采用延迟焦化工艺焦炭产量较高，且焦炭的质量差(高硫与高灰分的焦炭)，另外在焦炭塔内还可能会生成弹丸焦，影响焦化装置的安全运行；采用沸腾床加氢技术可以加工劣质重油，但工艺流程和设备复杂，轻质油收率较低。与上述技术相比，重油浆态床加氢技术是一种既能加工高金属、高残炭、高硫原料，且转化率高、轻质油收率高，符合提高资源利用率发展趋势的优良工艺。

重油浆态床加氢工艺是指重油馏分在临氢与充分分散的催化剂共存条件下于高温、高压下发生热裂解与加氢反应的过程。由于该技术的一次转化率可达90％甚至更高，原料可以是极其劣质的渣油甚至是煤和渣油的混合物，而处理所得产品是硫含量很低的石脑油、柴油、蜡油等，且总液体收率大于100ω％，因此该技术在常规原油资源匮乏的今天，成为资源利用率最大化的绝佳选择而得到了快速发展。

目前，世界主流的重油浆态床加氢工艺有：意大利ENI公司的EST工艺、委内瑞拉PDVSA与法国Axens合作开发的HDHPLUS-SHP工艺、Chevron公司的VRSH工艺、KBR和BP公司合作开发的VCC工艺、UOP公司的Uniflex工艺，上述工艺具有各自优势，但在装置操作条件、催化剂类型、工艺方案、转化率等方面存在较大差异。目前，世界主流炼油公司针对日益劣质化、重质化的原油资源，均加快了浆态床加氢裂化技术的改进及研发力度，以期加速推进浆态床加氢工艺的工业应用。

HDHPLUS-SHP工艺所用的催化剂是委内瑞拉富产的一种天然矿物，其中含4～5ω％的钒和1ω％的镍，技术的主要特点为：①操作条件：总压18～20MPa，反应温度440～470℃，体积空速0.4～0.7h^-1；②渣油转化率85～93％；③金属催化剂分散在渣油中，形成起催化作用的乳状液；④添加剂是一种通过机械破碎和热处理方式制备得到不同特性的材料，以控制反应器内的流体力学特征；⑤可以处理含硫、金属、沥青质的减压渣油，得到商品液化气、石脑油、喷气燃料、柴油、用于催化裂化或润滑油基础油的加氢减压瓦斯油及片状焦；⑥反应器为圆柱形的内部具有泡沫上升空间的三相反应器。其工艺流程如图1所示。

HDHPLUS-SHP工艺采用两台具有复杂内构件的浆态床反应器串联的形式，使用固体颗粒催化剂，且需要一定量的添加剂，其在原料油中的分散性不好，采用较苛刻的加工工艺条件，外甩的未转化尾油比例较高接近10％。

KBR和BP公司的VCC工艺是在1913年德国Bergius-Pier煤液化技术基础上发展起来的，采用一次性使用的赤泥或褐煤为催化剂。在反应过程中，含铁、镍的褐煤和焦炭磨细后形成糊状催化剂与渣油混合成油浆，上流进入反应器，在440～485℃、15～30MPa条件下，以一次通过方式转化。催化剂加入量5ω％左右，渣油转化率大于95％。但反应产物经分离后，残余大量的含有固体粉末的尾油无法有效处理。根据最近报道显示，VCC工艺采用一种非金属催化剂，反应系统是几台反应器串联，以克服返混的不利影响。操作压力较高为18～20MPa，调节反应条件可以使渣油(大于524℃馏分)的单程转化率达到95％。在热分离器中，转化产物与未转化尾油分离，未转化尾油从热分离器底部全部排出，不进行循环处理用作反应进料。其工艺流程如图2所示。

中国发明CN00110716.X公开了一种重、渣油加氢转化方法，该方法将混合催化剂、氢气的原料在第一浆态床反应器进行低温长时间预处理，然后进入第二浆态床反应器进行高温短时间加氢转化，其中二反比一反温度高10～100℃、空速高0.2～19h^-1。该技术通过第一浆态床预处理后，提高了渣油的氢碳比及胶体稳定性，进入二反时降低反应生焦，一定程度上提高渣油转化率。但该工艺进入二反的原料为一反的全馏分生成油，含有一定量裂化反应生成的轻组分，稀释了反应物料，导致二反的氢耗增加，同时由于轻组分的过度裂化降低了轻组分收率。

中国发明CN201410367441.5公开了一种劣质油两段式加氢炼制方法，该方法是将劣质油与热氢气、催化剂混合，经预热后送入第一浆态床反应器进行加氢反应，经气液分离后，将液相物料与400～700℃高温氢气混合后，送入第二浆态床反应器进行深度加氢反应，生成油经高温分离器进行气液分离，>360℃的重质油再循环至第一浆态床反应器进行加氢反应，循环比为5～8:2～5。该方法需将第一浆态床反应产物经气液分离处理，液相产物进入浆态床二反继续反应，增加了一套分离系统，由于二反进料更重、胶体体系稳定性变差，为提高转化率还需提高二反的操作苛刻度，反应器不可控生焦趋势增强。

中国发明CN201510176719.5公开了一种劣质重油和/或劣质渣油的加工方法，该方法将劣质原料送入浆态床反应器中与催化剂接触，进行加氢裂化反应，然后将产物送入高压分离器中进行分离，得到含氢气体、液体组分以及含加氢催化剂的重质物料，劣质原料的转化深度不超过50％。含催化剂的重质物料可以根据需要部分或全部返回到浆态床反应器中继续进行加氢裂化反应，其余部分外排。该方法需要控制转化率在较低的条件下连续运行，技术经济性不好。此外，使用的浆态床加氢裂化催化剂为固体颗粒的废、旧加氢处理催化剂，其在原料中的分散性较差，催化剂利用率低且抑制生焦能力不好。

中国发明CN201510190769.9公开了一种两段重油浆态床加氢设备和方法，该方法设置两级浆态床加氢裂化系统，每级设置一个含有上升管、下降管的反应器和一个分离器，并在浆态床反应器内设计分布器、除沫器、扩大段等强化物料流动的部件。但该方法反应器内构件较多、结构复杂，一旦在反应器内生焦将难以清理反应器，同时该复杂结构的反应器也给装置稳定操作带来困难，使用的是粉末状催化剂，在劣质重油中难于有效分散。

综上所述，为解决上述公开方法存在的技术问题，研发适于劣质油浆态床加氢裂化的系统及工艺成为本领域急需解决的主要问题。

发明内容

针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种劣质油浆态床加氢裂化装置，以及劣质油浆态床加氢裂化方法。基于本发明的装置和方法，能够有效抑制劣质油浆态床加氢反应过程的生焦量，降低反应温度、反应压力及氢耗，提高加氢反应效率，降低装置能耗。

为此，本发明提供一种劣质油浆态床加氢裂化装置，包括依次连接的原料配制系统、反应系统和分馏系统，还包括供氢系统，

所述原料配制系统，包括依次连接的催化剂配制罐和原料油配制罐；

所述反应系统，包括相互串联的至少两级的反应装置，每级反应装置均包括依次连接的反应加热一体炉和浆态床反应器，且每级所述反应加热一体炉和每级所述浆态床反应器前均连接有重油混氢器；

所述分馏系统，包括依次连接的高压分离器、低压分离器和相互串联的至少两级的分馏装置，每级分馏装置均包括分馏炉和分馏塔；

所述原料油配制罐与所述反应系统之间设置有换热器和原料泵，所述每级反应系统分别与所述高压分离器连通，

所述供氢系统分别与每个重油混氢器连通，所述供氢系统通过缓冲罐与所述高压分离器连通。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其中优选的是，所述反应系统包括一级反应装置和二级反应装置，所述一级反应系统包括一级反应加热一体炉和一级浆态床，所述二级反应系统包括二级反应加热一体炉和二级浆态床。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其中优选的是，所述分馏系统包括一级分馏装置和二级分馏装置，所述一级分馏装置包括相互连接的一级分馏炉和一级分馏塔，所述二级分馏装置包括相互连接的二级分馏炉和二级分馏塔。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其中优选的是，所述反应加热一体炉包括圆形加热炉和位于其中的反应模块，所述反应模块由入口分配器、反应列管组、出口收集器构成。所述反应加热一体炉的换热效率是普通加热炉的2-4倍。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其中优选的是，所述一级反应加热一体炉和所述二级反应加热一体炉中的所述反应列管组的各反应列管的内径相同，所述一级反应加热一体炉的反应列管与所述二级反应加热一体炉的反应列管的高度比为1:1.5～2。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其中优选的是，所述一级浆态床反应器和所述二级浆态床反应器的内径相同、高度比为1:1.5～2。

为此，本发明还提供一种劣质油浆态床加氢裂化方法，基于上述的劣质油浆态床加氢裂化装置，此时反应系统包括两级的反应装置、分馏系统包括两级的分馏装置，包括以下步骤：

(1)在催化剂配制罐中，在伴热20-40℃、搅拌10-20分钟的条件下，将油溶性高分散催化剂与溶剂油充分混合得到催化剂油；

(2)在原料油配制罐中，在伴热80-120℃、搅拌30-60分钟的条件下，将劣质原料油与催化剂油充分混合得到含催化剂的劣质原料油；

(3)将含催化剂的劣质原料油经换热后，进入反应系统，在重油混氢器中与氢气充分混合后进入一级反应加热一体炉进行加氢裂化预反应；

(4)来自步骤(3)的反应产物经重油混氢器再次补充氢气后进入一级浆态床反应器，所得反应产物依次经过高压分离器、低压分离器和一级分馏装置分离得到汽油、柴油及常压渣油，其中，常压渣油一部分进入二级分馏装置，一部分进入二级反应装置，由二级反应加热一体炉及二级浆态床反应器进行深度加氢裂化反应，其反应产物后续处理与一级浆态床反应器所得反应产物作相同处理；

(5)步骤(4)中进入二级分馏装置的常压渣油经分离得到减压蜡油及减压渣油，1～5wt％的减压渣油外甩，其余的减压渣油循环回二级反应装置，在重油混氢器中与氢气混合后再次进入二级反应加热一体炉及二级浆态床反应器进行深度加氢裂化反应。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其中优选的是，所述一级反应装置的操作条件为：反应温度385～430℃，反应压力12.0～18.0MPa，体积空速0.5～1.5h^-1，氢油体积比500～1000。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其中优选的是，所述二级反应装置的操作条件为：反应温度390～440℃，反应压力18.0～22.0MPa，体积空速0.3～1.0h^-1，氢油体积比500～800。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其中优选的是，所述油溶型高分散催化剂为油溶型纳米钼基催化剂，优选的，所述油溶型纳米钼基催化剂中各组分及含量为：硫化钼1.5-2.5wt％、硫化锌0.2-0.5wt％和磷0.05-0.1wt％。

本发明所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其中优选的是，所述劣质原料油中，Ni+V含量≥200μg/g、残碳≥18wt％，优选所述劣质原料油为煤焦油、高硫油、高金属油、超稠油、焦化蜡油、催化油浆、常压渣油、减压渣油中的至少一种。

本发明的有益效果如下：

(1)本发明的劣质油浆态床加氢裂化装置中，每级所述反应加热一体炉和每级所述浆态床反应器前均连接有重油混氢器，强化氢气在劣质浆态床原料油中的传质效果，且混氢量是常规管道在线混氢量的2-5倍，进一步降低反应压力；

(2)本发明的劣质油浆态床加氢裂化装置中，浆态床反应器前连接有反应加热一体炉，其换热效率是普通加热炉的2-4倍，反应原料预热的同时进行初步转化；

(3)本发明的劣质油浆态床加氢裂化装置中，由反应加热一体炉与浆态床反应器、至少两级的反应装置组成逐级反应体系，能够提高劣质重油转化率和轻油收率；

(4)本发明的劣质油浆态床加氢裂化装置中，所述分馏系统设置有至少两级的分馏装置，有效控制常压渣油循环量及尾渣外排量(1～5wt％的加氢尾渣外排)，达到稳定原料胶体体系、抑制生焦、提高转化率的目的；

(5)采用油溶型纳米钼基高活性催化剂(硫化钼1.5-2.5wt％、硫化锌0.2-0.5wt％、磷0.05-0.1wt％)，有效抑制生焦。

(6)基于本发明的劣质油浆态床加氢裂化装置，可以加工Ni+V含量≥200μg/g、残碳≥18wt％的劣质油原料，减压渣油总转化率达到95％以上，汽、柴油收率大于60％。

附图说明

图1为现有技术的HDHPLUS-SHP联合工艺流程图。

图2为现有技术的VCC减压渣油浆态床加氢工艺流程图。

图3为本发明的劣质油浆态床加氢裂化系统的结构示意图。

图4为实施例1采用的反应加热一体炉的反应模块炉内侧视图。

图5为实施例1采用的反应加热一体炉的反应列管组的俯视图。

图6为实施例1采用的反应加热一体炉的出口收集器的结构示意图。

图7为实施例1采用的反应加热一体炉的入口分配器的结构示意图。

图8为反应加热一体炉结构示意图。

其中：

1、反应器列管，2、支撑盘，3、列管出口封头，4、出口收集器总管，5、列管入口封头，6、入口分配器总管，7、入口喷嘴，8、圆形加热炉，9、反应模块，10、循环氢压缩机，11、催化剂配制罐，12、原料油配制罐，13、原料泵，14、换热器，15、一级重油混氢器，16、一级反应加热一体炉，17、一级浆态床反应器，18、二级反应加热一体炉，19、二级浆态床反应器，20、压缩机入口缓冲罐，21、高压分离器，22、减压阀，23、低压分离器，24、一级分馏炉，25、一级分馏塔，26、二级分馏炉，27、二级分馏塔。

具体实施方式

以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。

参见图3所示，本发明提供的劣质油浆态床加氢裂化装置，包括依次连接的原料配制系统、反应系统和分馏系统，还包括供氢系统，

所述原料配制系统，包括依次连接的催化剂配制罐11和原料油配制罐12；

所述反应系统，包括相互串联的两级的反应装置，每级反应装置均包括依次连接的反应加热一体炉和浆态床反应器，且每级所述反应加热一体炉和每级所述浆态床反应器前均连接有重油混氢器15；

所述分馏系统，包括依次连接的高压分离器21、低压分离器23和相互串联的两级的分馏装置，每级分馏装置均包括分馏炉和分馏塔；

所述原料油配制罐11与所述反应系统之间设置有原料泵13和换热器14，所述每级反应系统分别与所述高压分离器21连通，高压分离器21与低压分离器23之间设有减压阀22，

所述供氢系统分别与每个重油混氢器15连通，所述供氢系统通过压缩机入口缓冲罐20与所述高压分离器21连通。

所述反应系统包括一级反应装置和二级反应装置，所述一级反应系统包括一级反应加热一体炉16和一级浆态床17，所述二级反应系统包括二级反应加热一体炉18和二级浆态床19。

所述分馏系统包括一级分馏装置和二级分馏装置，所述一级分馏装置包括相互连接的一级分馏炉24和一级分馏塔25，所述二级分馏装置包括相互连接的二级分馏炉26和二级分馏塔27。

在一些实施例中，优选的是，所述反应加热一体炉包括反应模块和圆形加热炉，所述反应模块包括入口分配器、反应列管组、出口收集器。

在一些实施例中，优选的是，所述一级反应加热一体炉和所述二级反应加热一体炉中的所述反应列管组的各反应列管的内径相同，所述一级反应加热一体炉的反应列管与所述二级反应加热一体炉的反应列管的高度比为1:1.5～2。

在一些实施例中，优选的是，所述一级浆态床反应器和所述二级浆态床反应器的内径相同、高度比为1:1.5～2。

参见图3所示，本发明提供的劣质油浆态床加氢裂化方法，此时反应系统包括两级的反应装置、分馏系统包括两级的分馏装置，包括以下步骤：

(1)在催化剂配制罐11中，在伴热20-40℃、搅拌10-20分钟的条件下，将油溶性高分散催化剂与溶剂油充分混合得到催化剂油；

(2)在原料油配制罐12中，在伴热80-120℃、搅拌30-60分钟的条件下，将劣质原料油与催化剂油充分混合得到含催化剂的劣质原料油；

(3)将含催化剂的劣质原料油经过原料泵13输入换热器14换热后，进入反应系统，首先在重油混氢器15中与氢气充分混合后进入一级反应加热一体炉16进行加氢裂化预反应；

(4)来自步骤(3)的反应产物经重油混氢器15再次补充氢气后进入一级浆态床反应器17，所得反应产物依次经过高压分离器21、低压分离器22和一级分馏装置(即依次连接的一级分馏炉24和一级分馏塔25)分离得到汽油、柴油及常压渣油，其中，常压渣油一部分进入二级分馏装置(即依次连接的二级分馏炉26和一级分馏塔27)，一部分进入二级反应装置，由二级加热一体炉18及二级浆态床反应器19进行深度加氢裂化反应，其反应产物后续处理与一级浆态床反应器所得反应产物作相同处理；

其中，高压分离器21与低压分离器22之间设有减压阀，二级反应装置结构与一级反应装置结构相似，反应物流在进入二级加热一体炉18和二级浆态床反应器19之前均先进入重油混氢器15补充氢气；

(5)步骤(4)中进入二级分馏装置的常压渣油经分离得到减压蜡油及减压渣油，1～5wt％的减压渣油外甩，其余减压渣油循环回一级反应装置，在重油混氢器中与氢气混合后进入一级浆态床反应器继续进行加氢裂化反应。

在一些实施例中，优选的是，所述一级反应装置的操作条件为：反应温度385～430℃，反应压力12.0～18.0MPa，体积空速0.5～1.5h^-1，氢油体积比500～1000。

在一些实施例中，优选的是，所述二级反应装置的操作条件为：反应温度390～440℃，反应压力18.0～22.0MPa，体积空速0.3～1.0h^-1，氢油体积比500～800。

在一些实施例中，优选的是，所述油溶性高分散催化剂为油溶型纳米钼基催化剂。

在一些实施例中，优选的是，所述劣质原料油中，Ni+V含量≥200μg/g、残碳≥18wt％；

在一些实施例中，优选的是，所述劣质原料油为煤焦油、高硫油、高金属油、超稠油、焦化蜡油、催化油浆、常压渣油、减压渣油中的至少一种。

在一些实施例中，优选的是，本发明所用的浆态床加氢催化剂为油溶型高分散纳米钼基催化剂，使用时不需要预硫化，升温至激活温度即可实现原位自硫化使用，催化剂粒度10-90nm。

实施例1

本实施例的劣质原料油为进口中东高硫减渣，其性质参见表1。

本实施例采用的劣质油浆态床加氢裂化装置，参见图3所示，包括依次连接的原料配制系统、反应系统和分馏系统，还包括供氢系统，

所述供氢系统即循环氢压缩机10分别与每个重油混氢器15连通，所述供氢系统通过压缩机入口缓冲罐20与所述高压分离器21连通。

进一步，参见图4至图8所示，反应加热一体炉包括圆形加热炉8和位于其中的反应模块9，所述反应模块包括入口分配器、反应列管组、出口收集器。反应列管组包括反应列管1和支撑盘2，出口收集器包括列管出口封头3和出口收集器总管4，入口分配器包括列管入口封头5、入口分配器总管6和入口喷嘴7。

本实施例采用的劣质油浆态床加氢裂化方法，参见图3所示，包括以下步骤：

(1)在催化剂配制罐11中，在伴热20-40℃、搅拌10-20分钟的条件下，将油溶型高分散催化剂(油溶型纳米钼基高活性催化剂，其各组分及含量为：硫化钼2wt％、硫化锌0.3wt％、磷0.05wt％)与溶剂油充分混合得到催化剂油；

(5)步骤(4)中进入二级分馏装置的常压渣油经分离得到减压蜡油及减压渣油，2wt％的减压渣油外甩，其余减压渣油循环回一级反应装置，在重油混氢器中与氢气混合后进入一级浆态床反应器继续进行加氢裂化反应。

以上各装置操作条件参见表2。

实施例2

本实施例的劣质原料油为国内高钙稠油减渣，其性质参见表1，各装置操作条件参见表2。其余与实施例1相同。

实施例3

与实施例1不同之处在于：将各重油混氢器更换为普通混氢罐，各反应加热一体炉更换为常规加热炉，各装置操作条件参见表2。其余与实施例1相同。

实施例4

与实施例2不同之处在于：将各重油混氢器更换为普通混氢罐，各反应加热一体炉更换为常规加热炉，各装置操作条件参见表2。其余与实施例2相同。

实施例1～4的评价结果见表3。

表1原料油性质

原料	实施例1、3	实施例2、4
			比重,g/cm³	1.0003	1.0095
总硫含量,μg/g	37000	3050
			总氮含量,μg/g	5103	7952
残炭,％	15.27	19.89
			灰分含量,％	0.023	0.039
组成,w％
			饱和烃	22.1	12.4
芳烃	41.1	51.5
			极性化合物	36.8	36.1
模拟蒸馏,℃
			HK	454.2	465.7
10％	473.0	482.4
			30％	531.4	543.1
50％	574.2	590.5
			70％	624.6	648.8
90％	695.6	717.2
			95％	721.2	731.2
KK	742.1	747.9
			ICP,μg/g
Ca	5.6	955.1
			Na	0.8	12.3
Fe	32.6	31.5
			Ni	37.8	20.6
V	87.4	5.3

表2实施例1～4所采用的操作条件

表3评价结果

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					硫含量,μg/g	11205	813	9916	677
氮含量,μg/g	2010	2950	1803	2511
					甲苯不溶物,％	0.9	0.7	1.9	2.3
产品分布,％
					C₁-C₄	2.0	2.3	4.1	4.7
汽油	28.8	23.2	29.9	23.0
					柴油	46.6	41.6	40.9	36.1
减压蜡油	18.1	28.8	20.0	31.5
					尾渣	4.5	4.1	5.1	4.7

由表3可知，为达到相当的重油转化率(转化率>90％)，未采用重油混氢器及反应加热一体炉的实施例3、实施例4的反应苛刻度相对本发明工艺的实施例1、实施例2较高，液化气及甲苯不溶物也相应增加明显，而汽油+柴油总收率相对较低。

采用本发明方法，在加工更重的高钙稠油减渣时，需要的反应条件则更加苛刻，而加工高硫减压渣油的轻油收率则相对较高，加工两种原料的生成油的甲苯不溶物均小于1.0％，反应生焦量较低。

由于本发明采用重油混氢器、多点注氢和包含反应加热一体炉的多级反应系统，反应压力、氢油比操作灵活，反应苛刻度进一步降低，本发明可灵活调整重油转化率和产品分布，反应器、分离器等设备基本不生焦。

当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims

1.一种劣质油浆态床加氢裂化装置，其特征在于，包括依次连接的原料配制系统、反应系统和分馏系统，还包括供氢系统，

所述原料油配制罐与所述反应系统之间设置有原料泵和换热器，所述每级反应装置分别与所述高压分离器连通，

所述供氢系统分别与每个重油混氢器连通，所述供氢系统通过缓冲罐与所述高压分离器连通；

所述反应加热一体炉包括圆形加热炉和位于其中的反应模块，所述反应模块由入口分配器、反应列管组、出口收集器构成。

2.根据权利要求1所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其特征在于，所述反应系统包括一级反应装置和二级反应装置，所述一级反应装置包括一级反应加热一体炉和一级浆态床，所述二级反应装置包括二级反应加热一体炉和二级浆态床。

3.根据权利要求1所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其特征在于，所述分馏系统包括一级分馏装置和二级分馏装置，所述一级分馏装置包括相互连接的一级分馏炉和一级分馏塔，所述二级分馏装置包括相互连接的二级分馏炉和二级分馏塔。

4.根据权利要求2所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其特征在于，所述一级反应加热一体炉和所述二级反应加热一体炉中的所述反应列管组的各反应列管的内径相同，所述一级反应加热一体炉的反应列管与所述二级反应加热一体炉的反应列管的高度比为1:1.5～2。

5.根据权利要求2所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，其特征在于，所述一级浆态床和所述二级浆态床的内径相同、高度比为1:1.5～2。

6.一种劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，基于权利要求1-5任一项所述的劣质油浆态床加氢裂化装置，此时反应系统包括两级的反应装置、分馏系统包括两级的分馏装置，包括以下步骤：

7.根据权利要求6所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述一级反应装置的操作条件为：反应温度385～430℃，反应压力12.0～18.0MPa，体积空速0.5～1.5h^-1，氢油体积比500～1000。

8.根据权利要求6所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述二级反应装置的操作条件为：反应温度390～440℃，反应压力18.0～22.0MPa，体积空速0.3～1.0h^-1，氢油体积比500～800。

9.根据权利要求6所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述油溶型高分散催化剂为油溶型纳米钼基催化剂。

10.根据权利要求9所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述油溶型纳米钼基催化剂中各组分及含量为：硫化钼1.5-2.5wt％、硫化锌0.2-0.5wt％和磷0.05-0.1wt％。

11.根据权利要求6所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述劣质原料油中，Ni+V含量≥200μg/g、残碳≥18wt％。

12.根据权利要求11所述的劣质油浆态床加氢裂化方法，其特征在于，所述劣质原料油为煤焦油、高硫油、高金属油、超稠油、焦化蜡油、催化油浆、常压渣油、减压渣油中的至少一种。