CN116064083A - 一种多产工业白油的两段加氢裂化方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种多产工业白油的两段加氢裂化方法。该方法包括：原料油和氢气先进入第一段进行反应，控制第一段单程转化率为50％～80％，第一段的流出物进入气液分离罐，气液分离罐中控制的压力低于第一段的反应压力，温度为265～305℃，使气液分离罐顶部所得的气相组分中，氢气与烃类的质量比为0.090～0.132，气液分离罐底部所得的液相组分进行分离及分馏，将分馏得到的重于白油的尾油与气液分离罐顶部所得的气相组分一同进入第二段进行反应，控制第二段单程转化率为40％～80％，第二段的流出物进行分离及分馏；所述分馏之后，得到轻烃、石脑油、航煤、白油、尾油。本发明方法仅对工艺上稍作调整既能够实现增产工业白油的目的，而且具有长周期运行稳定的优点。

Description

一种多产工业白油的两段加氢裂化方法

技术领域

本发明方法涉及一种两段加氢裂化方法，具体地说是一种多产工业白油的两段加氢裂化方法。

背景技术

5#工业白油产品的性能主要为无色、无荧光、透明的油状液体。颜色水白、含硫和含氮量极低，化学稳定性好，流动性及粘度适宜，无机械杂质，无水溶性酸碱，无腐蚀性，含水少，洁净性好，闪点高，安全性好，主要用于纺织、合成树脂等领域，例如可作为纺织时的润滑剂、溶剂及冷却剂，使纤维及织物柔软光亮；可作为合成树脂及塑加工行业中的湿润剂及润滑剂；可作为纺织机械、精密仪器的润滑剂及压缩机密封用油等等。

加氢裂化技术作为一种清洁油品生产技术，可以灵活生产轻石脑油、喷气燃料、柴油、变压器油、工业白油、润滑油基础油以及乙烯裂解原料等产品。随着炼化一体化趋势的加剧，加氢裂化技术在其中发挥调节器的作用越来越明显，其产品结构在一定程度上可以完全根据市场的需求进行灵活调整。而在加氢裂化技术的众多工艺流程中，两段加氢裂化由于其对于目的产品的收率及选择性较高，优势显著，已经越来越多的应用于现有的炼化企业中，但常规的二段加氢裂化催化剂所处的反应气相氛围并不具备优势，不仅存在催化剂失硫活性降低的弊端也存在二次及多次裂解严重的问题。因此，采用两段加氢裂化工艺如何进一步提高目的产品的选择性还需要深入进行研究。

CN101089140A公开了一种两段加氢裂化方法。以VGO和/或其它重质馏分油为原料油，采用两段法工艺流程，在加氢裂化操作条件下，生产优质清洁油品和/或优质化工原料。其中一段预处理反应区的催化剂中至少有一种催化剂为体相催化剂，体相催化剂为复合氧化物Ni_xW_yO_z和氧化物MoO₃的重量比1:10～10:1构成，复合氧化物Ni_xW_yO_z和氧化物MoO₃占催化剂组合物总重量的40％～100％。该方法可以有效降低一段加氢预处理反应区的操作苛刻度，提高装置的处理量，延长催化剂的使用寿命和提高产品质量，但其主要目的产品是清洁燃料油。

CN103102922A公开了一种生产溶剂油的两段加氢方法，包括：生物油脂原料与氢气通过至少含有两个加氢反应器的第一段加氢反应区，首先通过低温操作的反应器，然后通过高温操作的反应器，富氢气体在第一段循环利用，液体进入第二段加氢裂化反应区。加氢裂化的富氢气体在第二段循环使用，液体产品分馏得到石脑油和低凝点柴油。在反应状态下，第一段使用的加氢催化剂的活性组分为硫化态的W、Mo、Ni和Co中一种或几种，第二段使用的加氢催化剂的加氢活性组分为还原态的W、Mo、Ni和Co中一种或几种。该方法能够增产低芳烃溶剂油，并能够保证催化剂的活性稳定性和装置长周期稳定运行。

上述方法中，或者通过催化剂制备工艺优化降低预处理段操作苛刻度从而延长运行周期的，或者加工生物质原料通过工艺参数限定及催化剂选取实现低芳溶剂油生产。而对于如何增产工业白油，仍有待进一步研究。

发明内容

本发明的发明人经大量研究发现，通过采用两段加氢裂化方法，控制一段的加氢裂化的转化深度以及气液分离罐顶部气相组分中的氢气与烃类的质量比，由于此气相组分中含有的特定氢烃比以及硫化氢和氨，此气相组分进入二段作为气相进料，配合循环的非理想组分进行催化加氢裂化，在优化反应氛围的同时也改善了二段加氢裂化催化剂的性能，抑制不利反应的发生，促进目标产品的催化性能，突破常规白油产量，实现工业白油的增产，并提升装置的运转周期，从而实现本发明。而采用常规两段加氢裂化方法时，若采用分离后的高分气体直接去二段，一是存在分离工况与操作工况不符的弊端，二是现有设备无法将二段反应流出物增压后再次返回到高分中，因为流出物中有高硫、高氮、高压以及高温气液相共存的特点，现有设备难以实现其增压操作。且对于轻质产品而言，在所述流程中实现了死循环，无法从装置内排出，也是难以进行生产的。

本发明提供了一种多产工业白油的两段加氢裂化方法。该方法仅对工艺稍作调整既能够实现增产优质工业白油的目的，而且具有长周期运行稳定的优点。

本发明提供的一种多产工业白油的两段加氢裂化方法，其中，该方法包括：原料油和氢气先进入第一段进行反应，控制第一段单程转化率为50％～80％，第一段的流出物进入气液分离罐，气液分离罐中控制的压力低于第一段的反应压力，温度为265～305℃，优选270～300℃，使气液分离罐顶部所得的气相组分中，氢气与烃类的质量比为0.090～0.132，优选0.095～0.127，气液分离罐底部所得的液相组分进行分离及分馏，将分馏得到的重于白油的尾油与气液分离罐顶部所得的气相组分一同进入第二段进行反应，控制第二段单程转化率为40％～80％，优选50％～70％，第二段的流出物进行分离及分馏；所述分馏之后，得到轻烃、石脑油、航煤、白油、尾油。

上述加氢裂化方法中，第一段采用串联混合反应区，其中上部为加氢预处理反应区，下部为第一加氢裂化反应区，第二段采用串联混合反应区，其上部为第二加氢裂化反应区，下部为加氢后处理反应区。

上述加氢裂化方法中，采用固定床加氢工艺，第一段和第二段均采用上进料下出料的操作方式。

上述加氢裂化方法中，第二段的流出物进行分离及分馏与气液分离罐所得的液相组分进行分离及分馏可以采用同一分离和分馏装置进行。

上述加氢裂化方法中，所述的原料油可以选自加工不同基础属性原油(比如可以为环烷基、石蜡基原油中的至少一种)得到的直馏或者二次馏分，比如VGO(减压蜡油)、CGO(焦化蜡油)等中的至少一种，优选VGO。所述的原料油的性质优选：氮含量一般为1500μg/g以下，通常为500～1200μg/g，硫含量没有特殊要求，初馏点一般为220～440℃，优选为300～400℃，终馏点一般为460～550℃，优选为480～530℃，密度(20℃)不大于0.93g/cm³，一般为0.87～0.93g/cm³。

上述加氢裂化方法中，第一段中，加氢预处理反应区装填加氢预处理催化剂，第一加氢裂化反应区装填加氢裂化催化剂；第二段中，第二加氢裂化反应区装填加氢裂化催化剂，加氢后处理反应区装填加氢后处理催化剂。

上述加氢裂化方法中，加氢预处理反应区装填的加氢预处理催化剂和加氢后处理反应区装填的加氢后处理催化剂可以采用加氢预处理催化剂，加氢预处理催化剂为常规加氢处理催化剂，可以选择各种商业催化剂，也可以按本领域知识进行制备。加氢预处理催化剂包括载体和加氢活性金属；加氢活性金属包括第ⅥB族金属(如钨和/或钼)和第Ⅷ族金属(如镍和/或钴)；载体为无机耐熔氧化物，可以选自氧化铝、无定形硅铝、二氧化硅、氧化钛等，优选为氧化铝。以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属以氧化物计的含量为10％～35％，优选为15％～30％；第Ⅷ族金属以氧化物计的含量为1％～7％，优选为1.5％～6％。商业催化剂如抚顺石油化工研究院(FRIPP)研制生产的3926、3996、FF-14、FF-16、FF-26、FF-46、FF-56等加氢处理催化剂，法国石油公司(IFP)的HR-416、HR-448等催化剂，丹麦脱普索公司(Topsoe)的TK-525、TK-557催化剂，荷兰阿克佐公司(AKZO)的KF-752、KF-840、KF-901、KF-907等。加氢预处理催化剂按本领域知识进行制备的催化剂：一般先制备催化剂载体，然后用浸渍法负载活性金属组分，为负载型催化剂。加氢后处理反应区装填的加氢后处理催化剂可以与加氢预处理反应区的加氢预处理催化剂相同或不同，本发明中优选使用相同的催化剂。

上述加氢裂化方法中，第一加氢裂化反应区装填的加氢裂化催化剂和第二加氢裂化反应区装填的加氢裂化催化剂可以采用相同的加氢裂化催化剂，也可以采用不同的加氢裂化催化剂。所述的加氢裂化催化剂包括裂化组分和加氢活性金属组分；加氢活性金属选自第ⅥB族或Ⅷ族中的至少一种，优选为钼、钨、钴、镍中的一种或几种；裂化组分包括无定形硅铝和/或分子筛，所述分子筛包括但不限于Y型分子筛(比如USY型分子筛)；所述加氢裂化催化剂中还含有粘合剂通常为氧化铝或氧化硅。以催化剂的重量为基准，加氢活性金属组分以氧化物计的含量为20％～40％，优选为22％～35％，分子筛的含量为5％～20％。所述的加氢裂化催化剂可以选择现有的各种商业催化剂，也可以根据需要按本领域的常识进行制备，商业催化剂如抚顺石油化工研究院(FRIPP)研制开发的FC-26、FC-50、FC-60等加氢裂化催化剂。

上述加氢裂化的方法中，所述第一段的操作条件如下：

加氢预处理反应区：操作压力14.0MPa～17.5MPa，反应温度325℃～440℃，液时体积空速0.1h^-1～3.0h^-1，氢油体积比500:1～1000:1；优选地，操作压力14.5MPa～17.0MPa，反应温度335℃～420℃，液时体积空速0.2h^-1～2.5h^-1，氢油体积比600:1～900:1。

第一加氢裂化反应区：操作压力13.5MPa～17.0MPa，反应温度330℃～445℃，液时体积空速0.2h^-1～3.0h^-1，氢油体积比750:1～1350:1；优选地，操作压力14.0MPa～16.5MPa，反应温度335℃～440℃，液时体积空速0.3h^-1～2.5h^-1，氢油体积比850:1～1250:1。

上述加氢裂化方法中，所述第二段中，加氢裂化催化剂与加氢后处理催化剂的装填体积比为7～13，优选为8～12，第二段的操作条件如下：

操作压力12.5MPa～16.0MPa，反应温度250℃～390℃，液时体积空速0.3h^-1～4.0h^-1，氢油体积比800:1～1400:1；优选地，操作压力13.0MPa～15.5MPa，反应温度260℃～380℃，液时体积空速0.4h^-1～3.0h^-1，氢油体积比900:1～1300:1。其中氢油体积比是指混合进料中氢气体积与液体进料的体积比。

上述加氢裂化方法中，对于第一段和第二段均需控制单程转化率(以质量计)，涉及到转化率时必须对应一定的温度点。在本发明中第一段的单程转化率对应的温度点为325℃～440℃，优选335℃～420℃，其转化深度可以通过调整第一段的加氢裂化反应温度来实现；第二段的单程转化率对应的温度点为250℃～390℃，优选温度点为260℃～380℃，其转化深度可以通过调整第二段的加氢裂化反应温度来实现。本发明确定第二段的单程转化率对应的温度点很关键，太重易导致白油倾点不合格，太轻又对白油的增产不利。

上述加氢裂化方法中，所述气液分离罐能够通过操作条件的控制即温度和压力的调整使进入分离罐中的物流气液相分离，具体操作条件如下：压力为13.0MPa～16.5MPa，优选13.5MPa～16.0MPa，温度为265℃～305℃，优选270℃～300℃。发明人通过试验研究发现，控制气液分离罐顶部的气相组分中，氢气组分与轻质烃类的质量比为0.090～0.132，优选0.095～0.127，该气相组分进入第二段作为气相进料，可以起到较好的促进作用，增加目的反应发生的概率以及降低非目的反应发生的概率，从而实现白油产品的增产，并能够长周期稳定运行。通过气液相分离后，上部排出含有航煤及比其更轻质的所有气相组分，下部排出含有白油及比其更重质的所有液相组分。

上述加氢裂化方法中，所述的分离以及分馏单元均为本领域内技术人员的常识，其中含有操作相关的必要设备均进行整合描述，不一一列举，只需按照正常的方式调整即可，不需要进行详细的描述。最终得到的加氢裂化产品从重到轻依次为白油、航煤、重石脑油、轻石脑油、液化气以及干气，比白油更重的尾油馏分进行全循环操作都转化为以目的产品白油为主的轻质馏分。

与现有技术相比，具有如下有益效果：

(1)本发明的加氢裂化方法采用两段加氢裂化流程，通过在第一段后增设气液分离罐并控制顶部所得气相中的氢烃比，由于此气相组分中含有的特定氢烃比以及硫化氢和氨，将其作为第二段的气相进料，将循环尾油作为第二段液相进料，不但可以提升第二加氢裂化催化剂性能，而且由于反应进料中不含有白油，但含有重质反应物尾油以及除白油外的所有轻质生成物，这样对于加氢裂化反应过程而言增加了反应物的浓度，同时也增加了二次乃至多次裂解产物的浓度，不断增加的进料补充以及宽馏程生成物充分抑制，通过第二段进料及产品在反应过程中的双向调整并结合气体组分进料组成限定，使得连续反应过程终止于目的产物白油上，从而实现了白油产量最大化。本发明利用现有物流进行合理的配置，充分利用不同反应段的特点，仅将第一段和第二段的物流进行合理调整，不需要额外的物流引入，不但能够长周期稳定运行，而且实现了最大量生产工业白油的目的。本发明改动较小，产品附加值高，对于两段加氢裂化流程提升大，具有一定的应用前景。

(2)在本发明中，白油产品从馏程上而言属于重质柴油馏分，且对于产品中的芳烃含量要求较高，本发明优选采用低裂解活性高加氢活性的加氢裂化催化剂，进一步在保证其产品质量的前提下，降低了不利反应发生的概率。

附图说明

图1是本发明的一种多产工业白油的两段加氢裂化方法原则流程示意图；

图2是常规两段加氢裂化方法原则流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明方法进行说明，对于一些非必要描述的常规单元图中进行了整合，并归纳为分离系统以及分馏系统。

本发明中，未做特别说明的话，所提及的白油均指5#工业白油产品，其初馏点为240～280℃，终馏点为320～360℃。

本发明中，尾油是指重于白油的馏分。

本发明中，转化率的定义：

一段的转化率(％)＝[1-(未转化油量/新鲜进料量)]×100％；

二段的转化率(％)＝{1-[循环油量/(新鲜进料量+循环油量)]}×100％。

如图1所示，本发明的工艺流程如下：

新鲜原料1与氢气原料18混合后进入一段2进行加氢预处理以及加氢裂化反应，其流出物3进入气液分离罐4中，底部的液相组分6进入后续的分离系统7，得到的液相流出物8，液相流出物8进入分馏系统9进行分馏，得到轻烃10、石脑油(轻石脑油11和重石脑油12)、航煤13、白油14以及尾油15。尾油15循环与气液分离罐4顶部的气相组分5混合进入二段16进行加氢裂化反应，其流出物17进入后续的分离系统7得到液相流出物8，液相流出物8再进入分馏系统9进行分馏，得到轻烃10、石脑油(轻石脑油11和重石脑油12)、航煤13、白油14以及尾油15。其中分离系统7顶部排出的气相18为氢气原料，所有产品中尾油15不进行产出。

如图2所示为常规两段加氢裂化的工艺流程如下：

新鲜原料1与氢气原料18混合后进入一段2进行加氢预处理以及加氢裂化反应，其流出物3进入分离系统7，得到的液相流出物8，液相流出物8进入分馏系统9进行分馏，得到轻烃10、石脑油(轻石脑油11和重石脑油12)、航煤13、白油14以及尾油15。尾油15循环与分离系统7得到的气相流出物18混合进入二段16进行加氢裂化反应，其流出物17进入后续的分离系统7得到液相流出物8，液相流出物8再进入分馏系统9进行分馏，得到轻烃10、轻石脑油11、重石脑油12、航煤13、白油14以及尾油15。所有产品中尾油15不进行产出。

下面结合实施例和比较例对本发明方法作进一步说明。

实施例使用的均为本发明方法的流程如图1，比较例均为常规的两段加氢裂化流程如图2。

本发明中，除非进行特别说明，百分数均指质量分数。

本发明实施例和比较例中，一段对应的转化率温度切割点为350℃，二段对应的转化率温度切割点为355℃，>355℃尾油循环反应。所涉及的原料油性质见表1，催化剂主要性质见表2，主要相关操作条件见表3和表4，效果对比见表5，各例所得白油的性质见表6。

实施例1

本实施例按照本发明方法及如图1流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为370℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为385℃，反应压力为15.7MPa，氢油体积比1000:1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的转化率为70％，其全馏分生成油进入气液分离罐中进行气液相分离，罐内压力为15.4MPa，温度为290℃，控制排出的气相中氢气与烃类的比值为0.108，排出的液相进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与上述气相混合进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，反应温度为355℃，反应压力为14.5MPa，氢油体积比1200:1，液时体积空速1.5h^-1，控制单程转化率为60％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

实施例2

本实施例按照本发明方法及如图1流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为370℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为385℃，反应压力为15.7MPa，氢油体积比1000:1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的实现转化率为70％，其全馏分生成油进入气液分离罐中进行气液相分离，罐内压力为14.9MPa，温度为270℃，控制排出的气相中氢气与烃类的比值为0.106，排出的液相进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与上述气相混合进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，反应温度为359℃，反应压力为13.8MPa，氢油体积比1200:1，液时体积空速1.5h^-1，控制单程转化率为65％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

实施例3

本实施例按照本发明方法及如图1流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为367℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比850:1，液时体积空速1.1h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为387℃，反应压力为15.8MPa，氢油体积比1080:1，液时体积空速1.1h^-1，控制一段的实现转化率为75％，其全馏分生成油进入气液分离罐中进行气液相分离，罐内压力为15.4MPa，温度为270℃，控制排出的气相中氢气与烃类的比值为0.100，排出的液相进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与上述气相混合进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，反应温度为351℃，反应压力为14.5MPa，氢油体积比1250:1，液时体积空速1.2h^-1，控制单程转化率为60％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

实施例4

本实施例按照本发明方法及如图1流程进行，加工原料的性质见表1中的原料2，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为8：1)；一段预处理反应区的反应温度为377℃，反应压力为14.5MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为379℃，反应压力为14.0MPa，氢油体积比1010:1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的实现转化率为63％，其全馏分生成油进入气液分离罐中进行气液相分离，罐内压力为13.5MPa，温度为290℃，控制排出的气相中氢气与烃类的比值为0.124，排出的液相进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与上述气相混合进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，反应温度为361℃，反应压力为13.0MPa，氢油体积比1150:1，液时体积空速1.4h^-1，控制单程转化率为68％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

比较例1

比较例按照常规两段加氢裂化方法及如图2流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为370℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为385℃，反应压力为15.7MPa，氢油体积比1000:1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的实现转化率为70％，其全馏分生成油进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与循环氢进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，反应温度为320℃，反应压力为15.0MPa，氢油体积比1200:1，液时体积空速1.5h^-1，控制单程转化率为60％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

比较例2

比较例按照常规两段加氢裂化方法及如图2流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂(二者装填比例为1:1)，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为370℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为385℃，反应压力为15.7MPa，氢油体积比1000:1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的实现转化率为70％，其全馏分生成油进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与循环氢进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，第二加氢裂化反应区的气相中进行补硫操作，控制硫化氢浓度为600μl/l，反应温度为318℃，反应压力为15.0MPa，氢油体积比1200:1，液时体积空速1.5h^-1，控制单程转化率为60％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

比较例3

比较例按照常规两段加氢裂化方法及如图2流程进行，加工原料的性质见表1中的原料1，一段使用表2中FF-46加氢预处理催化剂及FC-50加氢裂化催化剂，二者装填比例为1:1，二段装填FC-50加氢裂化催化剂及FF-46加氢后处理催化剂(两者体积比为10：1)；一段预处理反应区的反应温度为370℃，反应压力为16.0MPa，氢油体积比800:1，液时体积空速1.2h^-1；第一加氢裂化反应区的反应温度为385℃，反应压力为15.7MPa，氢油体积比1000；1，液时体积空速1.2h^-1，控制一段的调整实现转化率为70％，其全馏分生成油进入分离及分馏系统操作后，得到的>355℃的尾油与循环氢进入二段，依次与FC-50和FF-46接触进行第二加氢反应区的加氢裂化反应，第二加氢裂化反应区的气相中进行补硫及补氨操作，控制硫化氢浓度为600μl/l，控制氨气浓度为190μl/l，反应温度为345℃，反应压力为15.0MPa，氢油体积比1200:1，液时体积空速1.2h^-1，控制单程转化率为60％，生成物进入上述的分离及分馏系统操作。整个系统最终产出轻烃、轻石脑油、重石脑油、航煤及白油。

表1原料油的性质

原料来源	减压蜡油	减压蜡油
			编号	原料1	原料2
<![CDATA[密度(20℃)/g·cm<sup>-3</sup>]]>	0.8999	0.9011
			馏程范围/℃	301～489	321～508
<![CDATA[硫/μg·g<sup>-1</sup>]]>	8800	18000
			<![CDATA[氮/μg·g<sup>-1</sup>]]>	850	1190

表2各例所用催化剂的主要物化性质

项目	FF-46	FC-50
			加氢活性金属化学组成	Mo-Ni	W-Ni
Y分子筛含量，％	-	15
			<![CDATA[MoO<sub>3</sub>，％]]>	23.5	-
NiO，％	3.9	6.2
			<![CDATA[WO<sub>3</sub>，％]]>	-	23.1
物理性质
			外观形状	三叶草条	圆柱条
压碎强度，N/cm	≥150	≥150
			颗粒直径，mm	1.1～1.4	1.4～1.8

表3各实施例的主要反应条件

表4各比较例的主要反应条件

项目	比较例1	比较例2	比较例3
				一段转化率，％	70	70	70
二段气相氢/烃质量比	1.35	1.38	1.33

表5各例的结果对比

表6各实施例所得白油的主要性质

由表6可见，本发明实施例所得白油符合5#工业白油标准。

Claims (12)

1.一种多产工业白油的两段加氢裂化方法，其中，该方法包括：原料油和氢气先进入第一段进行反应，控制第一段单程转化率为50％～80％，第一段的流出物进入气液分离罐，气液分离罐中控制的压力低于第一段的反应压力，温度为265～305℃，优选270～300℃，使气液分离罐顶部所得的气相组分中，氢气与烃类的质量比为0.090～0.132，优选0.095～0.127，气液分离罐底部所得的液相组分进行分离及分馏，将分馏得到的重于白油的尾油与气液分离罐顶部所得的气相组分一同进入第二段进行反应，控制第二段单程转化率为40％～80％，优选50％～70％，第二段的流出物进行分离及分馏；所述分馏之后，得到轻烃、石脑油、航煤、白油、尾油。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一段采用串联混合反应区，其中上部为加氢预处理反应区，下部为第一加氢裂化反应区，第二段采用串联混合反应区，其上部为第二加氢裂化反应区，下部为加氢后处理反应区；进一步地，第一段中，加氢预处理反应区装填加氢预处理催化剂，第一加氢裂化反应区装填加氢裂化催化剂；第二段中，第二加氢裂化反应区装填加氢裂化催化剂，加氢后处理反应区装填加氢后处理催化剂。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第二段的流出物进行分离及分馏与气液分离罐所得的液相组分进行分离及分馏采用同一分离和分馏装置进行。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的原料油选自减压蜡油、焦化蜡油中的至少一种。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于，所述的原料油的性质：氮含量为1500μg/g以下，初馏点为220～440℃，终馏点为460～550℃，20℃密度不大于0.93g/cm³。

6.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，加氢预处理催化剂或加氢后处理催化剂，以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属以氧化物计的含量为10％～35％，优选为15％～30％；第Ⅷ族金属以氧化物计的含量为1％～7％，优选为1.5％～6％。

7.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，第一加氢裂化反应区装填的加氢裂化催化剂或第二加氢裂化反应区装填的加氢裂化催化剂，以催化剂的重量为基准，加氢活性金属组分以氧化物计的含量为20％～40％，优选为22％～35％，分子筛的含量为5％～20％。

8.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述第一段的操作条件如下：

加氢预处理反应区：操作压力14.0MPa～17.5MPa，反应温度325℃～440℃，液时体积空速0.1h^-1～3.0h^-1，氢油体积比500:1～1000:1；优选地，操作压力14.5MPa～17.0MPa，反应温度335℃～420℃，液时体积空速0.2h^-1～2.5h^-1，氢油体积比600:1～900:1；

和/或，第一加氢裂化反应区：操作压力13.5MPa～17.0MPa，反应温度330℃～445℃，液时体积空速0.2h^-1～3.0h^-1，氢油体积比750:1～1350:1；优选地，操作压力14.0MPa～16.5MPa，反应温度335℃～440℃，液时体积空速0.3h^-1～2.5h^-1，氢油体积比850:1～1250:1。

9.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述第二段中，加氢裂化催化剂与加氢后处理催化剂的装填体积比为7～13，优选为8～12，第二段的操作条件如下：

操作压力12.5MPa～16.0MPa，反应温度250℃～390℃，液时体积空速0.3h^-1～4.0h^-1，氢油体积比800:1～1400:1；优选地，操作压力13.0MPa～15.5MPa，反应温度260℃～380℃，液时体积空速0.4h^-1～3.0h^-1，氢油体积比900:1～1300:1。

10.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，第一段的单程转化率对应的温度点为325℃～440℃，优选335℃～420℃；第二段的单程转化率对应的温度点为250℃～390℃，优选温度点为260℃～380℃。

11.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述气液分离罐的操作条件如下：压力为13.0MPa～16.5MPa，优选13.5MPa～16.0MPa，温度为265℃～305℃，优选270℃～300℃。

12.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述的工业白油为5#工业白油，其初馏点为240～280℃，终馏点为320～360℃。

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