一種劣質重油和/或劣質渣油的加工方法與流程

本發明涉及一種劣質重油和/或劣質渣油的加工方法。

背景技術：

世界范圍內原油變得重質化和劣質化，原油一次加工后所得到的渣油比例急劇增加，加之原油的加工量逐年增加，渣油產量急劇攀升。與此同時，原油儲量在逐漸下降，市場對輕質油品的需求在逐年增加，輕質原油與重質原油的差價也在日益擴大，這些因素都迫切要求開發出渣油/重油輕質化及高效利用新技術。

目前，渣油/重油輕質化技術主要有脫碳和加氫兩個過程，其中脫碳過程輕質油收率低，產品質量差，而加氫過程能最大化將渣油/重油轉化成輕質產品。加氫技術可分為固定床技術、沸騰床技術、移動床技術和漿態床技術，其中固定床技術是比較成熟的加工技術，相較于其它加氫技術，固定床加氫技術成熟，投資費用低，操作穩定，運行安全，產品質量好，是加氫技術的首選，占渣油/重油加氫總處理量的80％以上。但是，固定床工藝存在兩個方面的不足：一是對原料的適應性較差，當原料的Ni+V含量大于等于200μg/g、微量殘炭大于等于15重量％或瀝青質含量大于等于7重量％時加工的難度較大；二是操作周期短，由于積炭和金屬沉積，催化劑失活較快。

漿態床技術是經示范裝置驗證能加工任何劣質渣油/重油的技術。漿態床技術大多采用空筒反應器，將分散得很細的催化劑或添加物與原料油及氫氣一起通過反應器進行轉化，反應過程中以熱裂化反應為主，催化劑和氫氣的存在一方面抑制了大分子化合物的縮合生焦，另一方面促進了加氫 脫硫和脫金屬反應，存在的催化劑還會成為金屬沉積的載體，可以在很大程度上減少反應器結焦。漿態床技術主要優勢包括：(1)對原料的適應性廣，可以加工任何劣質的進料；(2)漿態床技術添加物或催化劑的用量少，產品收率高；(3)可以在較高的空速下操作，能提高裝置的處理能力；(4)添加物或催化劑顆粒小，可減小擴散對反應的影響；(5)流程和反應器結構簡單，易于操作等。但是，目前所開發的漿態床技術一般在高轉化率下操作，存在操作條件苛刻、產品質量較差需進行二次處理、膠質和瀝青質的深度裂化使得反應產物不穩定，極易在反應器和管線中結焦，從而影響裝置的運轉穩定性，以及反應后催化劑或添加劑分離困難等不足，這些都制約了漿態床技術的發展。

Klaus Niemann用一種工藝來處理劣質渣油/重油，渣油/重油與催化劑一起首先在漿態床中進行深度加氫，反應物流進入熱分離器從頂部分離出氣體，從底部分離出催化劑和部分未轉化油，中部的物流進入固定床反應器進行加氫精制得到產品質量較好的油品。在此工藝中，漿態床加氫的反應條件為溫度440-485℃，壓力為25MPa，在此條件下，渣油/重油發生了深度熱裂化，轉化成了輕質油品，固定床只是對產品進行精制。該方法的缺點是在漿態床反應器器壁和管線中發生了嚴重的結焦。

US 4941966提出了一種重油或渣油的加氫處理方法。該方法的原料是：重油、渣油、廢油或其混合物，原料首先與0.1％-10.0％的添加劑混合，添加劑是一類具有高比表面積的固體，選自炭、褐泥、氧化鐵、電廠濾灰和旋風灰塵，這些添加物具有2種尺寸范圍，一種小于等于90μm，一種在100-1000μm，反應條件是溫度250-500℃，壓力5-35MPa，氫油比為100-10000m³/t。在實際操作中，此技術一般使用440℃以上的操作溫度，15MPa以上的操作壓力以獲取高轉化率。該方法同樣也存在反應器壁和管線結焦的缺點，并且非常嚴重。

US 5932090提出了一種在漿態床中處理劣質重、渣油的方法，該方法結合如下三個加工單元：使用漿態床進行加氫轉化，產品進行蒸餾或閃蒸，最后進行脫瀝青，其中蒸餾殘渣或離開閃蒸單元的液體有80重量％以上再循環至脫瀝青區。該方法中漿態床加氫單元使用油溶性的催化劑，催化劑的加入量為1500-5000μg/g，加氫優選的操作條件是：溫度380-440℃，壓力10-20MPa。此技術中重質原料的總轉化率能達到90％以上，所得到的產品質量也較好，但是轉化率的提高依靠的是蒸餾殘渣或離開閃蒸單元的液體的循環，會導致反應器和管線結焦。而且此過程使用油溶性的催化劑，一方面價格較高，另一方面也無法提供足夠的焦炭及金屬沉積的場所。

US 4176051提供了一種處理其中524℃以上組分含量至少占25％的重油的方法，該方法首先將重油和催化劑在50-400℃下制成漿液，并加熱到250-550℃，之后連續送入漿態床反應器，所使用反應條件為溫度400-500℃，壓力0.6-24MPa。該方法追求漿態床反應器中較高的轉化率，因此所得的輕質油品收率相對較高，但同時也產生非常多的結焦，較多的干氣，而且所得輕質油品需要進行加氫精制等二次處理，導致工藝整體的渣油和/或重油的轉化率較低。

技術實現要素：

本發明的目的在于克服現有的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法的漿態床反應器和管線結焦嚴重以及固定床反應器操作周期短等不足，提供一種漿態床反應器和管線結焦量較少并且能夠延長固定床反應器操作周期的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法。

盡管目前報道了較多的漿態床重、渣油轉化技術，但這些技術一般在高轉化率下操作，存在操作條件苛刻、產品質量較差需進行二次處理，以 及膠質和瀝青質的深度裂化使得反應產物不穩定極易在反應器和管線中結焦從而影響裝置的運轉穩定性等不足。

本發明的發明人意識到，漿態床加氫工藝與固定床加氫工藝在優劣勢上形成了互補，可以結合兩者的優勢開發漿態床-固定床組合工藝。本發明的發明人經過深入研究發現，可以首先通過在漿態床反應器中控制物料的轉化深度不要過高，而只要能夠脫除其中的部分金屬、殘炭和硫等，使反應生成的渣油性質尤其是金屬含量和殘炭含量能夠滿足固定床反應器進料的要求即可，然后在分離出油中的固體物質(主要是催化劑或添加劑)后，送入固定床反應器中進行加氫反應。本發明的發明人還發現，可以將所得的加氫催化劑和重質物料的混合物料的至少部分返回至漿態床反應器，優選返回的混合物料的量占漿態床反應器進料總量的0.5-10重量％，一方面可以降低成本；另一方面，發明人發現，由于本發明返回的混合物料中含有大量的廢/舊催化劑，更有利于控制轉化深度在本發明要求的范圍內。由此一方面可以獲得較高的輕質油品收率，另一方面還能大大延長固定床反應器操作周期。

本發明提供一種劣質重油和/或劣質渣油的加工方法，該方法包括將劣質重油和/或劣質渣油送入漿態床反應器中與加氫催化劑接觸，進行第一加氫反應，然后將第一加氫反應所得產物送入高壓分離器中進行分離，從高壓分離器的頂部得到含氫氣體、中部得到液體組分以及底部得到含加氫催化劑的重質物料，將該液體組分送入固定床反應器中進行第二加氫反應，并將所得的含加氫催化劑的重質物料至少部分返回至漿態床反應器，所述第一加氫反應的條件使得劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度不超過50％。

本發明的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法相對于現有技術的優勢在于：

(1)應用范圍廣，可以處理性質較差的劣質重油和/或劣質渣油；

(2)能夠確保漿態床反應器和管線中基本不結焦或結焦量較少，由此可以獲得較高的輕質油品收率；

(3)劣質重油和/或劣質渣油通過首先在漿態床反應器中進行第一加氫反應，能夠滿足固定床反應器進料的要求，減小了固定床反應器加氫處理的難度，延長了固定床反應器的操作周期。

附圖說明

附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。在附圖中：

圖1是根據本發明方法的一種優選實施方式的工藝流程圖。

圖2是根據本發明方法的另一種優選實施方式的工藝流程圖。

圖3是根據本發明方法的再一種優選實施方式的工藝流程圖。

附圖標記

1漿態床反應器 2高壓分離器 3固定床反應器

4過濾器 保護床反應器的保護床5a、5b 6減壓分餾塔

具體實施方式

以下對本發明的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。

本發明提供了一種劣質重油和/或劣質渣油的加工方法，該方法包括將劣質重油和/或劣質渣油送入漿態床反應器中與加氫催化劑接觸，進行第一加氫反應，然后將第一加氫反應所得產物送入高壓分離器中進行分離，從高壓分離器的頂部得到含氫氣體、中部得到液體組分以及底部得到含加氫 催化劑的重質物料，將該液體組分送入固定床反應器中進行第二加氫反應，并將所得的含加氫催化劑的重質物料至少部分返回至漿態床反應器，所述第一加氫反應的條件使得劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度不超過50％。

在本發明中，術語“轉化深度”是指進入漿態床反應器的原料油(劣質重油和/或劣質渣油)的轉化率，轉化率的測試方法為按照ASTM D7169-11標準進行的高溫模擬蒸餾法。

在本發明中，當進入漿態床反應器的全部為劣質重油時，原料油的量指進入漿態床反應器的劣質重油的量；當進入漿態床反應器的全部為劣質渣油時，原料油的量指進入漿態床反應器的劣質渣油的量；當進入漿態床反應器的既有劣質重油又有劣質渣油時，原料油的量指進入漿態床反應器的劣質重油和劣質渣油的總量。

在本發明中，“重油”指的是瀝青質和膠質含量較高、粘度較大的原油，其地面密度大于0.943g/cm³且地下粘度大于50厘泊。“渣油”指的是原油蒸餾時蒸餾塔底剩余的組分。其中，所述原油是指從地下開采出來的天然石油，它是一種液態的，以碳氫化合物為主要成分的礦產品。

在本發明中，劣質重油和劣質渣油沿用本領域常規的定義，是指品質較差的重油和渣油，尤其是指那些金屬含量和/或殘炭的含量較高的重油和渣油。優選地，所述劣質渣油和/或劣質重油中金屬含量至少為110μg/g，殘炭含量至少為10wt％；更優選地，所述劣質渣油和/或劣質重油中金屬含量至少為180μg/g，殘炭含量至少為15wt％。

本發明的發明人發現，在第一加氫反應中，如果轉化深度過高，容易造成反應器和管線結焦，從而影響裝置運行的穩定性，因此，在第一加氫反應中，應當控制在確保漿態床反應器中不結焦的前提下，將質量較差的原料脫除大部分金屬和轉化部分殘炭并伴隨部分硫的脫除等，使反應生成 的重油或渣油性質尤其是金屬含量和殘炭含量能夠滿足固定床反應器進料的要求即可。本發明的發明人進一步研究發現，通過控制第一加氫反應的條件使得劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度不超過50％，優選為20-50％，更優選為25-50％即可實現上述目的。而現有技術為了追求漿態床反應器較高的輕質油收率，劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度通常高達80％以上，結果導致大量結焦，不僅輕質油品收率沒提高，還導致后續催化劑容易失活。本發明的發明人在試驗過程中發現，當第一加氫反應中劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度不超過50％時，劣質重油和/或劣質渣油中金屬含量可以脫除至80μg/g以下，殘炭含量可以降低至15％，并且能夠確保甲苯不溶物(即，生焦量)在1.6％以下；優選地，第一加氫反應中劣質重油和/或劣質渣油的轉化深度為20-50％，更優選為25-50％，由此進一步在保證金屬脫除率的情況下提高輕質油收率。

在本發明中，液體物料中金屬含量(重量％)按照ASTM D5708的方法測定，殘炭含量(重量％)按照ASTM D4530的方法測定，硫含量(重量％)按照ASTM D5291-96的方法測定，甲苯不溶物含量(重量％)按照GB8926TOL的方法測定。

在本發明的一種具體實施方式中，第一加氫反應所得的產物進入高壓分離器中被靜置而發生自然分離，從高壓分離器的頂部得到自然上升的含氫氣體，底部得到自然沉降的泥漿狀含加氫催化劑的重質物料(一般不超過漿態床反應器1進料量的10重量％)，中部得到流態的液體組分，并且將所述流態的液體組分送入固定床反應器中進行第二加氫反應。

本發明的加工方法優選還包括分離除去所述液體組分中所含的加氫催化劑后再送入固定床反應器中進行所述第二加氫反應。其中，所述分離除去所述液體組分中所含的加氫催化劑的方式可以將所述液體組分送入過濾器和/或可切換的保護床反應器。

如圖1所示，當所述分離除去所述液體組分中所含的加氫催化劑的方式為將所述液體組分送入過濾器時，本發明的方法優選還包括將經過濾器得到的催化劑或含催化劑的重質物料返回漿態床反應器中。此部分物料以及來自高壓分離器底部的重質物料的返回量優選占漿態床反應器進料總量的0.5-10重量％，優選為1-5重量％。由于經過濾器得到的催化劑或含催化劑的重質物料的量通常較少，通常可以忽略不計，因此返回漿態床反應器中的物料的量主要來自高壓分離器底部物料。

當所述分離除去所述液體組分中所含的加氫催化劑的方式為將所述液體組分送入過濾器時，所述過濾器的操作條件可以為本領域常規的操作條件，能夠將液體組分中攜帶的催化劑去除即可。根據本發明的一種實施方式，如圖1所示，反應物料和催化劑(優選以自下而上的上流式)進入漿態床反應器1中，與氫氣接觸進行第一加氫反應，反應所得物料進入高壓分離器2，高壓分離器2的頂部得到含氫氣體，高壓分離器2的中部得到的液體組分進入過濾器4，在過濾器4中得到的過濾油(優選以自上而下的下流式)進入固定床反應器3中進行第二加氫反應，所得加氫后的物料進入后續分離系統。過濾器中截留的催化劑固體可以部分或全部返回到漿態床反應器1中循環使用，或者直接外排。進一步優選過濾器4的反清洗油污與高壓分離器2的底部得到的含催化劑的重質物料合并或各自一部分回流到漿態床反應器1中參與第一加氫反應，其余部分外排。其中，所述過濾器優選為能夠耐受400℃和10MPa的高溫高壓自動反沖洗過濾器，例如為波爾公司生產的YNTSH自動反沖洗過濾器。

當所述分離除去所述液體組分中所含的加氫催化劑的方式為可切換的保護床反應器時，所述保護床反應器的操作條件可以為本領域常規的操作條件，例如，保護床反應器的操作條件可以為：溫度350-380℃，氫分壓5-25MPa，空速1.2-5.0h^-1。根據本發明的一種實施方式，如圖2所示，反應 物料和催化劑(例如以自下而上的上流式)進入漿態床反應器1中進行第一加氫反應，反應所得物料進入高壓分離器2，高壓分離器2的頂部得到含氫氣體，高壓分離器2的中部得到的液體組分進入保護床反應器，保護床反應器優選包括兩個可切換操作的保護床5a和5b，在保護床反應器中得到的物料(例如以自上而下進入的下流式)進入固定床反應器3中進行第二加氫反應，所得加氫后的物料進入后續分離系統。高壓分離器2的底部得到的含催化劑的重質物料可以根據需要部分或全部回流到漿態床反應器1中，本發明優選高壓分離器2的底部得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1中參與第一加氫反應，其余部分外排。

保護床反應器的保護床5a和5b中的催化劑優選為保護劑，例如可以是石油化工科學研究院RG系列的加氫催化劑。

本發明的加工方法優選還包括將高壓分離器2底部得到的重質物料和/或所述液體組分經過過濾器得到的含催化劑的物料送入減壓分餾塔中進行減壓分餾，并將得到的輕組分與所述液體組分一起送入固定床反應器中進行第二加氫反應。減壓分餾得到的輕組分是指當采用減壓分餾塔進行減壓分餾時的塔頂餾分。其中，所述減壓分餾的條件包括溫度為200-380℃，壓力為1-2MPa；優選地，所述減壓分餾的條件包括溫度為300-350℃，壓力為1-1.5MPa。當將高壓分離器底部得到的重質物料送入減壓分餾塔中進行減壓分餾時，根據本發明的一種實施方式，如圖3所示，反應物料和催化劑例如以自下而上的方式進入漿態床反應器1中進行第一加氫反應，反應所得物料進入高壓分離器2，高壓分離器2的頂部得到含氫氣體排出，中部得到液體組分，高壓分離器2的底部得到的物料進入減壓分餾塔6，減壓分餾塔6頂部得到的物料與在高壓分離器2中部得到的液體組分合并或各自例如以自上而下的方式進入固定床反應器3中進行第二加氫反應，減壓分餾塔6底部得到的含催化劑的重質物料可以根據需要部分或全部返回到漿態床反應 器1中，本發明優選減壓分離塔6底部得到的含催化劑的重質物料一部分返回到漿態床反應器1中參與第一加氫反應，其余部分外排。在該實施方式中，減壓分餾塔6頂部得到的物料與在高壓分離器2中部得到的液體組分在進入固定床反應器3中之前，也可以采用上述過濾器和/或保護床反應器的方式來除去其中可能夾帶的催化劑顆粒。

在本發明中，所述高壓分離器的操作條件沒有特別的限定，可以根據所得物料的要求進行適當地調整，例如所述高壓分離器的操作條件可以包括：溫度為350-420℃，壓力為6-16MPa；優選地，所述高壓分離器的操作條件包括：溫度為360-400℃，壓力為8-12MPa。所述高壓分離器的設備選用本領域常規的設備即可。

本發明的加工方法包括將所述所得的加氫催化劑和重質物料的混合物料的至少部分返回至漿態床反應器中參與第一加氫反應，如圖1、圖2和圖3及下文將要描述的物料流程所示，優選地，返回的混合物料的量占漿態床反應器進料總量的0.5-10重量％，更優選為1-5重量％。所述漿態床反應器進料總量是指新鮮的劣質重油和/或渣油以及上述返回至漿態床反應器中的物料的總量。返回至漿態床反應器中的物料包括從高壓分離器底部得到的重質物料、來自過濾器的含催化劑的物料、來自減壓分餾塔底部的重組分等，將這些含有催化劑的重質物料返回至漿態床反應器中的主要目的是將其中的加氫處理催化劑引入漿態床反應器中參與第一加氫反應，如此不僅可以降低成本、減少廢棄物排放，而且能夠更好地控制轉化深度較低從而在本發明要求的范圍內。

在本發明中，所述漿態床反應器的操作條件沒有特別的限定，能夠滿足對轉化深度的要求即可。本發明的發明人發現，當溫度高于430℃時，漿態床反應器中會出現明顯的結焦現象，因此本發明控制漿態床反應器內的溫度不超過430℃，優選不超過420℃。具體的，所述漿態床反應器的操作條 件可以包括：溫度為330-420℃，氫分壓為6-25MPa，氫油體積比為100-10000，空速為0.1-0.5h^-1；優選地，所述漿態床反應器的操作條件包括：溫度為350-400℃，氫分壓為10-20MPa，氫油體積比為200-5000，空速為0.1-0.3h^-1。除非另有說明，本發明所述空速指的是液時空速。本發明中涉及的體積均指在標準狀態(273K，0.1MPa)下的體積。

根據本發明，在第一加氫反應中，以進入漿態床反應器的新鮮原料油的重量為基準，所述加氫催化劑的加入量可以為1-10重量％。本發明中，“新鮮”原料油是相對于后述返回漿態床反應器的物料而言，即第一次進入漿態床反應器的原料油。從理論上講，本發明的催化劑的加入量越大越有利于反應的進行，但是，如果催化劑過多，會造成反應體系固含量過高，從而加速泵的磨損，而且催化劑的用量過大也易導致轉化深度控制難度加大，因此，綜合考慮催化性能、設備使用壽命和轉化深度控制，所述加氫催化劑的加入量優選為2-8重量％。

根據本發明，在第一加氫反應中，所述加氫催化劑可以為各種加氫處理催化劑及其混合物，例如可以為新鮮催化劑和/或廢/舊加氫處理催化劑。本發明的發明人發現，通過使用各種現有的廢/舊加氫處理催化劑，不僅可以降低成本，而且還能更好地控制轉化深度在本發明要求的范圍內，由此還為現有技術的廢加氫處理催化劑找到了新的出路。本發明中，廢加氫處理催化劑是指經過長期循環使用后即便再進行再生處理也不能達到加氫處理活性要求的廢棄的加氫處理催化劑。舊加氫催化劑是指使用過的但經過再生后仍可繼續使用的加氫處理催化劑。由于廢/舊加氫處理催化劑相對于新鮮劑具有積炭和/或非活性金屬如釩含量高等特點，因此本發明以碳含量和/或釩含量來表示催化劑是否為廢/舊催化劑。一般地，新鮮劑的碳含量和釩含量均基本為0，而廢加氫處理催化劑的碳含量可以高達20重量％，釩含量更是高達30重量％。本發明將所述所得的加氫催化劑和重質物料的混合物料 的至少部分返回至漿態床反應器中參與第一加氫反應，相當于已經向漿態床反應器中加入了廢/舊加氫處理催化劑，在這種情況下，加入漿態床反應器中的加氫處理催化劑可以為新鮮催化劑也可以為廢/舊加氫處理催化劑，優選為新鮮催化劑。

因此，根據本發明的優選實施方式，以催化劑的總量為基準，所述加氫催化劑的碳含量優選為1-20重量％，更優選為5-15重量％。根據本發明的優選實施方式，以催化劑的總量為基準，所述加氫催化劑的釩含量以V₂O₅計優選為1-30重量％。其中碳的含量按GB/T17144-1997的方法測定，金屬含量如釩含量通過電感耦合等離子體發射光譜法測定。

本發明的發明人還發現，使用粒度為150-400目的廢加氫處理催化劑，能夠進一步提高輕質油的收率。可以通過在使用之前進行研磨以使得粒徑均勻并符合上述優選的粒徑要求。研磨的方法和設備可以采用本領域常規的方法和設備，研磨后的廢加氫處理催化劑可以通過篩分法選擇粒徑不小于100目，例如為100-400目，優選為100-200目的廢加氫處理催化劑。

根據本發明，在第一加氫反應中，所述加氫催化劑包括載體和負載在該載體上的活性金屬組分，所述活性金屬組分選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬中的一種或多種，優選為鉬、鎢、鎳和鈷中的一種或多種。活性金屬組分的含量通常為催化劑總重量的7-45％優選為7-35％，VIB族金屬元素的含量為催化劑總重量的5-20％。所述載體可以為多孔無機氧化物，如氧化鋁、二氧化硅和無定形硅鋁中一種或多種，更優選為氧化鋁。適用于本發明漿態床反應器的加氫催化劑例如可以是石油化工科學研究院的RCS和/或RMS系列的加氫催化劑。

在本發明一種優選的實施方式中，用于漿態床反應器的加氫催化劑，以所述加氫催化劑的重量為基準，其中各成分的含量為：γ-Al₂O₃為55-90重量％，Co₂O₃為0-5重量％，MoO₃為5-20重量％，NiO為0-3重量％，V₂O₅ 為0-30重量％，以及C為5-15重量％；另外，可能還含有少量的SiO₂和/或P₂O₅以及其他不可避免的雜質。

根據本發明，在第一加氫反應中，所述加氫催化劑可以以本領域常規的狀態添加，優選為粉末狀，且通過篩分法選擇粒徑不小于100目，例如為100-400目，優選為100-200目的加氫催化劑。

在本發明中，所述第二加氫反應在固定床反應器中進行，通過前面的處理，所得物料的性質尤其是金屬含量和殘炭含量能夠滿足固定床反應器進料的要求，減小了固定床反應器加氫處理的難度，在固定床反應器中，物料的雜質的脫除率可以達到98％以上。所述固定床反應器的操作條件可以包括：壓力為7-22MPa，反應溫度為350-450℃，空速為0.1-0.5h^-1，氫油體積比為350-2000；優選地，所述固定床反應器的操作條件包括：壓力為8-20MPa，反應溫度為350-420℃，空速為0.1-0.3h^-1，氫油體積比為800-1200。

根據本發明，在第二加氫反應中，固定床反應器中所裝填的加氫催化劑可以與漿態床反應器所用的加氫催化劑相同也可以不同。例如，固定床反應器中所裝填的加氫催化劑包括載體和負載在該載體上的活性金屬組分，所述活性金屬組分選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬中的一種或多種，優選為鉬、鎢、鎳和鈷中的一種或多種，進一步優選地，固定床反應器中所裝填的加氫催化劑的活性金屬組分的組合方式為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。活性金屬組分的含量可以為催化劑總重量的9-27％，VIB族金屬元素的含量為催化劑總重量的6-20％。所述載體可以為多孔無機氧化物，如氧化鋁、二氧化硅和無定形硅鋁中一種或多種，更優選為氧化鋁。適用于本發明固定床反應器的加氫催化劑例如可以是中石化長嶺催化劑公司的RCS和/或RMS系列的渣油加氫催化劑。

根據本發明，第二加氫反應后所得的輕質油的性質可以達到S含量為 0.6重量％以下，Ni+V含量為35重量％以下，殘炭含量為10重量％以下，甲苯不溶物的含量為2.0重量％以下；優選地，第二加氫反應后所得的輕質油的性質可以達到S含量為0.4重量％以下，Ni+V含量為20重量％以下，殘炭含量為6重量％以下，甲苯不溶物的含量為1.6重量％以下。并且，通常情況下，本發明第二加氫反應后所得的輕質油產品的產品收率可以達到80％以上，優選達到85％以上。

在本發明中，產品收率的計算方法為單位時間固定床反應器所得液體產品質量/單位時間進入漿態床反應器的原料油質量。

下面，通過實施例對本發明做更詳細的說明。

在以下實施例和對比例中各參數的測定方法為：

密度(20℃)/(g·cm^-3)按照GB/T 2540的方法測定；

黏度(100℃)/(mm²·s^-1)按照ASTM D445的方法測定；

殘炭含量(重量％)按照ASTM D4530的方法測定；

瀝青質含量(重量％)按照SH/T 0509-2010的方法測定；

S含量(重量％)按照ASTM D5291-96的方法測定；

N含量(重量％)按照ASTM D5291-96的方法測定；

金屬含量(μg/g)按照ASTM D5708的方法測定；

甲苯不溶物的含量(重量％)按照GB8926TOL的方法測定，甲苯不溶物的含量可以代表生焦量，甲苯不溶物的含量越高，生焦量越高，漿態床反應器和管線越容易結焦。

在以下實施例和對比例中，回流量指的是單位時間返回到漿態床反應器的重質物料的量占單位時間漿態床反應器進料總量的重量百分比；

產品收率＝單位時間固定床反應器所得液體產品質量/單位時間進入漿態床反應器的原料油質量。其中，原料油質量是指新鮮原料油的質量，當存在上文中所述的返回操作時，不包括來自高壓分離器底部等物料的返回量。

以下實施例和對比例所用的原料油A和B的性質如表1所示，所用的催化劑C、D、E、F和G的性質如表2所示。

表1

表2

注：上表中“-”表示檢測不到

實施例1

以A為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以C為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖1所示。

將催化劑研磨并通過篩分法控制粒徑為100-150目，以新鮮原料油重量的3.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度400℃，壓力10MPa，氫油體積比1000，空速0.2h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床 反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度380℃，壓力10MPa。

物料經過高壓分離器2和自動反沖洗過濾器4得到的液體組分進入固定床反應器3中，得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，剩余部分外排，回流量為3.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為15MPa，反應溫度為400℃，空速為0.2h^-1，氫油體積比為1000；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RCS牌號的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體產品的性質見表3。

實施例2

以B為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以D為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖1所示。

將催化劑研磨并通過篩分法控制粒徑為120-180目，以新鮮原料油重量的5.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度380℃，壓力12MPa，氫油體積比1500，空速0.1h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度390℃，壓力9MPa。

物料經過高壓分離器2和過濾器4得到的液體組分進入固定床反應器3中，得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，剩余部分外排，回流量為4.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為12MPa，反應溫度為380℃，空速為0.2h^-1，氫油體積比為800；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RDM牌號的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質見表3。

對比例1

按照實施例2的方法進行，所不同的是，在漿態床反應器中控制操作條件為溫度460℃，壓力15MPa，氫油體積比2000，空速0.1h^-1。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質、轉化深度以及產品收率見表3。由表3可以看出，漿態床反應器1出口的甲苯不溶物的含量明顯高于實施例1和實施例2。

實施例3

以A為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以C為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖2所示。

將催化劑研磨并通過篩分法控制粒徑為200-240目，以新鮮原料油重量的6.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度400℃，壓力10MPa，氫油體積比1000，空速0.2h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度380℃，壓力10MPa。

物料經過高壓分離器2、保護床5a和5b得到的液體組分進入固定床反應器3中，得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，一部分外排，回流量為2.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為15MPa，反應溫度為400℃，空速為0.2h^-1，氫油體積比為1200；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RDM和RCS牌號加氫催化劑以1:1混合的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質見表4。

實施例4

以B為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以D為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖2所示。

將催化劑研磨并通過篩分法控制粒徑為180-200目，以新鮮原料油重量的8.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度370℃，壓力16MPa，氫油體積比1200，空速0.15h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度380℃，壓力10MPa。

物料經過高壓分離器2、保護床5a和5b得到的液體組分進入固定床反應器3中，得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，一部分外排，回流量為5.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為16MPa，反應溫度為390℃，空速為0.15h^-1，氫油體積比為900；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RDM牌號的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質見表4。

對比例2

按照實施例4的方法進行，所不同的是，在漿態床反應器1中控制操作條件為溫度450℃，壓力15MPa，氫油體積比2000，空速0.1h^-1。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質、轉化深度以及產品收率見表4。由表4可以看出，漿態床反應器1出口的甲苯不溶物的含量明顯高于實施例3和實施例4。

實施例5

以A為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以C為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖3所示。

催化劑被研磨并通過篩分法控制粒徑為150-200目，以新鮮原料油重量的2.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度360℃，壓力20MPa，氫油體積比2500，空速0.25h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度400℃，壓力10MPa。

高壓分離器2底部得到的物料進入減壓分餾塔6中，減壓分餾塔6頂部得到的物料與在高壓分離器2中部得到的液體組分合并進入固定床反應器3中，減壓分餾塔6底部得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，一部分外排，回流量為3.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為13MPa，反應溫度為410℃，空速為0.25h^-1，氫油體積比為1100；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RCS牌號的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質見表5。

實施例6

以B為原料(性質見表1)，漿態床反應器中以D為催化劑(性質見表2)，物料流程圖如圖3所示。

催化劑被研磨并通過篩分法控制粒徑為100-180目，以新鮮原料油重量的4.0重量％自下而上隨原料和氫氣一起加入漿態床反應器1中。控制漿態床反應器1的操作條件為：溫度390℃，壓力12MPa，氫油體積比1500，空速0.1h^-1。漿態床反應器1出口物料的轉化深度如表3所示。物料從漿態床 反應器1中進入高壓分離器2，高壓分離器2的操作條件包括溫度380℃，壓力8MPa。

高壓分離器2底部得到的物料進入減壓分餾塔6中，減壓分餾塔6頂部得到的物料與在高壓分離器2中部得到的液體組分合并進入固定床反應器3中，減壓分餾塔6底部得到的含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器1，一部分外排，回流量為4.0重量％。

固定床反應器3的操作條件包括：壓力為17MPa，反應溫度為400℃，空速為0.2h^-1，氫油體積比為1000；固定床反應器3中裝填的催化劑為長嶺催化劑公司生產的RDM牌號的加氫催化劑。產品收率如表3所示。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質見表5。

對比例3

按照實施例6的方法進行，所不同的是，不將含催化劑的重質物料一部分回流到漿態床反應器，即回流量為0。

漿態床反應器1出口和固定床反應器3出口的液體物料的性質、轉化深度以及產品收率見表5。由表5可以看出，漿態床反應器1出口的甲苯不溶物的含量明顯高于實施例5和實施例6。

表3

表4

表5

通過上述實施例和對比例的結果可以看出，采用本發明的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法，能夠有效地緩解漿態床反應器結焦的問題，得到品質較好的輕質油產品。另外，經過試驗驗證，根據本發明的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法，固定床反應器的操作周期可以達到1年半以上，而根據現有技術的劣質重油和/或劣質渣油的加工方法，固定床反應器的操作周期通常在1年左右。

以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明并不限于上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思范圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發明的保護范圍。