專利名稱：一種重烴原料加氫處理方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種烴類原料加氫處理技術，具體地說，是涉及一種包括常壓渣油和減壓渣油在內的重烴原料加氫處理工藝方法。
背景技術：
隨著經濟的發(fā)展，對輕質油的需求日益增加，對重質燃料油的需求卻逐步減少，同時原油變重變劣的趨勢卻越來越明顯，因此渣油的最大量轉化成為煉油企業(yè)追求的主要目標之一 O在渣油輕質化的各種工藝方法中，將渣油首先進行加氫處理，然后加氫尾油進行催化裂化加工是一種較好的工藝過程。渣油經加氫處理脫除金屬、硫、氮等雜質后，提高了氫含量，可作為優(yōu)質的重油催化裂化原料，將渣油進行部分輕質化轉化。因此現有將渣油加氫尾油直接作為重油催化裂化原料的工藝得到越來越普遍的應用。但在該組合工藝中，催化裂化回煉油是循環(huán)至催化裂化裝置中進一步加工。由于回煉油含有多環(huán)芳烴，因而輕油收率低，生焦量大，增加了再生器負荷，降低了重油催化裂化裝置的處理量及經濟效益。另外回煉油的硫含量較高，約比加氫尾油高出一倍，回煉油循環(huán)也使得產品硫含量上升。渣油加氫已開發(fā)了四種工藝類型，即固定床、沸騰床(膨脹床)、漿液床(懸浮床)和移動床。沸騰床、移動床的投資較高，操作難度大。懸浮床目前還尚未進行工業(yè)應用。固定床工藝因操作性較其它加氫工藝好，技術成熟，因而發(fā)展較快。在固定床渣油加氫處理技術中，根據反應物流在反應器內的流動方式，反應器類型可分為通常的固定床反應器即向下流動方式反應器和上流式反應器(以下稱UFR)。UFR一般設置在固定床反應器(下流方 式)之前，可以大幅度降低進入下流式固定床反應器進料中的金屬含量，保護固定床反應器催化劑，防止其過早失活。UFR的技術特點是反應物流自下而上流動，使催化劑床層輕微膨脹，因此壓力降較小，從而解決常規(guī)固定床反應器加工劣質渣油時的初期與末期壓力降變化大的問題。UFR能較好地脫除金屬雜質，以保護下游的固定床反應器，延長裝置運轉周期。這種組合工藝能夠充分發(fā)揮上流式反應區(qū)和固定床反應器各自的優(yōu)點。CN101519603A公開了一種高硫、高金屬渣油的加氫處理方法，是渣油和催化裂化回煉油、油漿蒸餾物依次進入上流式加氫處理裝置和固定床加氫處理裝置，在氫氣和加氫催化劑存在下進行加氫反應；反應所得的生成油蒸出汽柴油后，加氫渣油與任選的減壓瓦斯油一起進入催化裂化裝置，在裂化催化劑存在下進行裂化反應；反應所得回煉油進入渣油加氫裝置，蒸餾油漿得到蒸出物返回至加氫裝置。該方法雖然能加工高硫、高金屬含量的渣油，但UFR由于自身的特點，其氫油體積比較低，使得UFR中的催化劑處于相對缺氫的環(huán)境中，實踐表明，CN101519603A的技術路線對UFR的穩(wěn)定操作有明顯影響，主要表現為UFR的運轉周期明顯縮短。催化裂化油漿澄清油、油漿蒸出物和催化裂化回煉油，均是在催化裂化條件下得到的比原料質量更劣質的重烴類。催化裂化反應過程中，氫轉移到了輕質產品中，重質反應產物失氫較為嚴重，形成了以多環(huán)芳烴為主要組份的劣質重烴類。這些多環(huán)芳烴為主的劣質重烴在高壓加氫過程中，失去的氫易于通過加氫過程進入分子中，加氫過程耗氫量大，反應放熱量大，由于該反應集中發(fā)生在第一個反應器中，因此大大增加了該加氫反應器的溫升，并擾動床層物流分布，促使催化劑床層產生熱點。特別是對于UFR來說，上述問題更加突出，經常造成整套渣油加氫裝置非正常提前停工。在實際運轉過程中，現有的UFR與下流式固定床反應器的組合工藝，存在UFR和下流式固定床反應器運行周期和反應溫度不匹配的問題，通常在運轉中后期，UFR會出現熱點，導致UFR不能輕易提溫，而下流式固定床反應器入口又沒有有效的提溫手段，從而使下流式固定床反應活性不能充分發(fā)揮，不利于延長運轉周期。
發(fā)明內容
針對現有技術的不足，本發(fā)明提供一種重烴原料加氫處理方法，本發(fā)明方法通過UFR、下流式固定床反應器及前置反應器的協(xié)調配合，進一步提高了聯合流程加氫裝置協(xié)同配合作用，進而可以延長裝置的運轉周期。本發(fā)明的重烴原料加氫處理方法包括如下步驟
(1)催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿和氫氣在催化劑存在下進入前置反應器進行加氫處理反應，脫除雜質的同時進行不飽和烴的加氫飽和反應；
(2)渣油原料和氫氣在催化劑存在下進入上流式反應器(UFR)進行加氫處理反應，脫除原料油中的金屬等雜質，視聯合裝置的具體情況，還可將部分前置反應器生成油作為稀釋油與渣油一起進入UFR; (3)步驟(2)所得反應流出物與步驟(I)所得部分或全部反應流出物混合，進入下流式固定床反應器進行加氫處理反應，反應流出物在分離器中進行氣液分離；
(4)步驟(3)分離所得液體產物進入分餾塔，得到氣體、石腦油、加氫柴油和加氫尾油，步驟(3)分離所得氣體經壓縮后循環(huán)使用；
(5)步驟(4)所得加氫尾油進入催化裂化單元，在催化裂化催化劑存在下進行裂化反應，反應生成油經分餾后得到氣體、催化裂化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回煉油和催化裂化油漿；
(6)來自步驟(5)的催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿進入前置反應器，在氫氣和催化劑存在下進行加氫處理反應。本發(fā)明方法中，在前置反應區(qū)、上流式加氫反應區(qū)或下流式固定床反應區(qū)中，還可以引入其它種類的重質烴類原料，如焦化蠟油、直餾蠟油或脫浙青油等。本發(fā)明方法中，前置反應器為氣液并流向下的固定床反應器。本發(fā)明方法中，前置反應器中使用的催化劑可以為渣油加氫催化劑，或者根據原料性質按本領域常規(guī)方法制備。渣油加氫催化劑為本領域常規(guī)催化劑，可以采用市售商品，可以只裝填保護劑，也可保護劑、脫金屬催化劑和脫硫催化劑級配裝填，級配的方式可以根據原料的性質按本領域常規(guī)知識確定，所裝填催化劑的特點是具有一定的芳烴加氫飽和能力，保護劑和脫金屬劑具有較大的孔容、較大的孔徑和較大的床層空隙率。如中國石化撫順石油化工研究院研制生產的渣油加氫系列加氫保護劑、加氫脫金屬劑和加氫脫硫催化劑
坐寸ο
經過前置反應區(qū)的催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿不僅脫除了部分硫、氮等雜質，而且使其中的多環(huán)芳烴及其它不飽和烴得到一定加氫飽和。前置反應器流出物可部分或全部與上流式加氫流出物混合進入下流式固定床反應器，優(yōu)選全部與上流式加氫流出物混合進入下流式固定床反應器，以滿足下流式固定床反應段對氫氣的需要，也可分段進入各固定床反應器入口，可按反應條件具體確定。前置反應器流出物也可部分送至UFR入口，亦可部分送至分離系統(tǒng)。前置反應器流出物可以分流出部分與渣油原料共同進入上流式反應器。由于經過了加氫處理，催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿不會給上流式反應區(qū)增加過多的反應溫升，有效降低了上流式反應區(qū)的氫耗，可以顯著改善上流式反應器的渣油加氫反應環(huán)境，能夠降低或消除渣油原料以及加氫產品中的浙青質等稠環(huán)芳烴發(fā)生聚集而結焦的幾率，降低加氫催化劑上的焦炭沉積量，延長催化劑的使用壽命，增加了上流式反應區(qū)的操作平穩(wěn)性，進而有效延長整套加氫處理裝置的運轉周期。
·
本發(fā)明方法中，上流式反應器的物流方向是由下向上流動，反應器內液相連續(xù)，氣相鼓泡通過催化劑床層，床層中催化劑略微膨脹。渣油加氫裝置的原料和氫氣可以混合后從上流式反應器底部進料，也可以分別從上流式反應器下部側面和底部進料。優(yōu)選的進料方式是渣油加氫裝置的原料和氫氣混合后一起從上流式反應器底部進料。使整個催化劑床層產生輕微膨脹，從而減緩催化劑床層壓力降的增長速度，延長裝置的運轉周期。同沸騰床、移動床和懸浮床相比，上流式反應器又具有投資低，操作簡單等特點。上流式反應器具有一個或多個催化劑床層，存在多個催化劑床層時，所述床層的數目為2 4個，在反應床層之間打入急冷油，以控制反應溫度。本發(fā)明方法中，步驟(3 )中所述下流式固定床反應器的個數一般為2 5個，優(yōu)選2 3個。上流式反應器反應流出物與至少部分前置反應器流出物混合后進入第一固定床反應器，然后依次通過下游的固定床反應器，進行加氫處理反應。下流式固定床反應器的反應物料從反應器頂部進入反應器，反應后產物從底部排出反應器。每個反應器內催化劑床層的數目一般為I 5個，優(yōu)選I 3個，在反應床層之間可以打入急冷氫，以控制反應溫度。本發(fā)明方法中，UFR和下流式固定床反應器中使用的催化劑可以是本領域普通的重烴類加氫處理催化劑，最佳催化劑性質可以根據原料性質進行優(yōu)化。催化劑一般包括多種，如加氫保護劑、加氫脫金屬催化劑、加氫脫硫催化劑和加氫脫氮催化劑等。這些催化劑一般都是以多孔耐熔無機氧化物如氧化鋁為載體，第VIB族和/或VIII族金屬如W、Mo、Co、Ni等的氧化物為活性組分，選擇性地加入其它各種助劑如P、S1、F、B等元素的催化劑。裝填順序一般是使原料油依次與保護劑、加氫脫金屬催化劑、加氫脫硫催化劑和加氫脫氮催化劑接觸，當然也有將這幾種催化劑混合裝填的技術。上述催化劑裝填技術為本領域技術人員所熟知的技術內容。催化劑可以采用市售商品，如中國石化撫順石油化工研究院研制生產的渣油加氫系列催化劑等，也可以根據本領域現有方法制備。上流式反應器使用的催化劑一般為球形，下流式固定床反應器使用的催化劑可以為任意適宜形狀，如球形、條形、三葉草形或四葉草形等。本發(fā)明方法中，反應條件可以根據原料的性質以及要求達到的反應效果按本領域普通知識確定。一般來說上流式反應器的反應條件為，反應壓力為5MPa 35MPa，優(yōu)選是IOMPa 20MPa、溫度為300°C 500°C，優(yōu)選是350°C 420°C下操作，液時體積空速一般在O.1tT1 5. Oh—1，最好是O. 151Γ1 2. Oh—1的范圍內，氫油體積比為200 2000，優(yōu)選為200 1000 ;下流式固定床反應器和前置反應器反應條件為，反應壓力與上流式反應器相同(不計物料流動的壓力損失)，反應溫度360 430°C，液時體積空速O. 2 1. 5 h—1，氫油體積比為300 1500。液時體積空速和氫分壓可以根據待處理物料的特性和要求的轉化率及精制深度進行選擇。本發(fā)明方法中，下流式固定床反應器流出物進分離處理，富含氫的氣相經過凈化脫硫后循環(huán)使用，液相進入低壓分離器，然后進入分餾塔得到氣體、石腦油、柴油和加氫渣油，加氫渣油進入催化裂化裝置進行處理。本發(fā)明方法中，所述的催化裂化可以采用本領域中的常規(guī)技術。催化裂化裝置可以是一套或一套以上，每套裝置至少包括一個反應器、一個再生器和一個分餾塔。催化裂化反應器一般為提升管反應器，或提升管和床層反應器的結合。工藝流程一般為原料油從提升管反應器底部注入，與來自再生器的高溫再生催化劑接觸，裂化反應生成的油氣和沉積焦炭的催化劑混合物沿提升管反應器向上移動，完成整個原料油的催化裂化反應。催化裂化裝置設置分餾塔，可以每套催化裂化裝置分別設定，也可以共用。分餾塔將催化裂化反應流出物分餾為氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化回煉油和催化裂化油漿等。也可以將催化裂化回煉油和催化裂化油漿作為一個餾出物引出分餾塔，這樣可以簡化分餾塔的結構，降低分餾塔設備成本和操作費用。催化裂化回煉油和催化裂化油漿共同循環(huán)時，可降低催化裂化油漿的粘度，有利于脫除催化裂化油漿中的固體粉塵。催化裂化分餾塔可以按常規(guī)知識設計。催化裂化裝置一般操作條件為反應溫度為450 650°C，最好是480 550°C ;催化劑再生溫度為600 800°C，最好為650 750°C ;催化劑與原料油的重量比2 30，最好是4 10 ;反應時間O.1 15秒，最好O. 5 5秒；反應壓力O.1 O. 5MPa。所采用的催化裂化催化劑包括通常用于催化裂化的催化劑，如硅鋁催化劑、硅鎂催化劑、酸處理的白土及X型、Y型、ZSM-5、M型、層柱等分子篩裂化催化劑。催化裂化回煉油 和油漿中通常含有少量催化裂化催化劑粉末，因此在進入前置加氫反應區(qū)之前需要將這些催化劑粉末分離，分離方法可以采用各種常規(guī)方法，如澄清、過濾或蒸餾等方法。本發(fā)明方法中，催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿部分或全部返回至前置反應器，與較高比例氫氣混合，在催化劑作用下，進行脫除雜質和不飽和烴的加氫飽和反應。與現有技術相比較，本發(fā)明的重烴類加氫處理方法具有以下優(yōu)點1、本發(fā)明方法避免了將上流式加氫反應流出物與大量的混氫直接混合進入下流式固定床反應器，而是通過先將混氫引入前置反應器，經過脫除硫、氮等雜質反應以及一定程度的多環(huán)芳烴及其它不飽和烴加氫飽和反應后使得氫氣的溫度得到明顯的提升。為了滿足下游固定床混氫量的需要，前置反應器采用較大氫油比的操作方式，而這對于渣油的深度的加氫轉化和雜質的脫除十分有利，可顯著提升反應性能。2、本發(fā)明方法解決了下流式固定床反應器反應溫度受限于上流式反應器的問題。通過設置前置反應器，使反應條件得到充分協(xié)調，達到理想的綜合反應效果。特別是在反應中后期，上流式反應器不能充分提溫造成下流式固定床反應器反應性能下降，影響運轉周期的問題得到了充分解決。3、將催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿在前置反應器單獨進行加氫處理。因為催化裂化回煉油和催化裂化油漿芳烴含量很高，在高壓加氫條件下，芳烴尤其是多環(huán)芳烴極易發(fā)生加氫飽和反應，反應性強，反應熱大，勢必將顯著增加反應器的反應放熱量和床層溫升，并將擾動床層物流分布，促使催化劑床層產生熱點，不利于裝置長周期平穩(wěn)運行。另夕卜，催化裂化回煉油和催化裂化油漿含有固體顆粒，會使床層壓降迅速上升。因此本專利不采用催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿直接進下流式固定床渣油加氫裝置進行加工的方案，而采用單獨的前置反應器對催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿進行加氫處理，從而有效避免上述問題的產生，做到了趨利避害，充分有效利用催化裂化回煉油和催化裂化油漿。4、前置反應器流出物與渣油原料共同進入上流式反應區(qū)，催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿由于經過了加氫處理不會給上流式反應區(qū)增加過多的反應溫升，有效降低了上流式反應區(qū)的氫耗，可以顯著改善上流式反應器的渣油加氫反應環(huán)境，能夠降低或消除渣油原料以及加氫產品中的浙青質等稠環(huán)芳烴發(fā)生聚集而結焦的幾率，降低加氫催化劑上的焦炭沉積量，延長催化劑的使用壽命，增加了上流式反應區(qū)的操作平穩(wěn)性，進而有效延長整套加氫處理裝置的運轉周期。本發(fā)明方法解決了上流式反應器和下流式固定床反應器結合時運行周期和反應溫度不匹配的問題，使下流式固定床反應器的溫度分布更合理，能充分發(fā)揮下流式固定床反應器催化劑的性能，提高催化劑利用率，減少裝置的停工更換催化劑次數，明顯提高裝置的經濟效益。
圖1為本發(fā)明的重烴原料加氫處理方法的工藝流程示意圖。
具體實施方式
下面結合附圖進一步說明本發(fā)明方法的工藝流程。附圖是本發(fā)明所提供的重烴類加氫處理方法原則流程示意圖，圖中的一些輔助設備(換熱器、泵等)未標出，但這對本領域普通技術人員而言是公知的。本發(fā)明所提供的重烴類加氫處理方法的流程如下
來自管線9的新鮮原料渣油和來自管線30的新氫和管線33的循環(huán)氫混合后，進入上流式加氫反應器1，在上流式催化劑存在下進行加氫處理，加氫反應流出物從上流式反應器頂部經管線10流出，來自管線10的UFR流出物和來自管線32的前置反應器反應流出物的至少部分混合后，經管線11進入下流式固定床反應器2，反應物流以從上至下的流動方式在催化劑存在下進行加氫處理。混合物流首先進入固定床第一反應器2的頂部，第一反應器加氫流出物經管線12與來自管線33的混氫混合，混合物料經管線13進入固定床第二反應器3的頂部，反應流出物經管線14與部分來自管線32的前置反應器反應流出物混合后經管線15進入分離器4進行分離，所述分離器通常包括高壓分離器和低壓分離器，分離得到的富氫氣體經管線16抽出，經壓縮機8增壓后循環(huán)使用，分離得到的液相物流經管線17抽出，進入分餾塔5進行分離，得到氣體、石腦油、加氫柴油和渣油加氫尾油，分別經管線18、管線19、管線20和管線21抽出。來自管線21的加氫渣油和任選的減壓瓦斯油22 —起進入催化裂化單元6，在催化裂化催化劑存在下進行裂化反應，反應后油氣經分餾后得到氣體、催化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回煉油和催化裂化油漿。氣體、催化汽油和催化裂化柴油分別經管線23、24和25出裝置。催化裂化回煉油經管線26、管線29和管線31循環(huán)回前置反應器7。催化裂化油漿經脫除固體粉塵(也可以與部分或全部催化裂化回煉油混合共同脫除固體粉塵)后經管線27、管線29和管線31循環(huán)回前置反應器7，也可經管線28外甩出裝置。來自管線29的催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿(也可以是來自其它催化裂化裝置的催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿)與來自管線30的新氫和管線33的循環(huán)氫混合后，經管線31進入前置反應器7進行加氫處理反應，反應生成物經管線32引出。來自管線16的循環(huán)氫可以先經脫除硫化氫后，再經壓縮機8增壓后經管線33與來自管線30的新氫混合后用于各反應器，氫氣的分配按反應條件及反應器溫度控制等要求確定。下面的實施例將對本發(fā)明提供的方法進一步說明，但并不因此而限制本發(fā)明。反應是在渣油加氫處理中試裝置和小型提升管式催化裂化裝置上進行的。實施例和對比例中所使用的上流式反應器催化劑牌號為FZC-10UH，由中國石油化工股份有限公司催化劑 分公司生產，實施例和對比例中所使用的固定床反應器催化劑牌號為FZC-103、FZC-28、FZC-34A、FZC-41A，實施例中所使用的前置反應器催化劑牌號為FZC-103、FZC-28、FZC-34A，均是中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的FZC系列渣油加氫催化劑。實施例和對比例中所用的催化裂化催化劑相同，新鮮劑組成為95wt%LB0-16降烯烴催化劑+5wt%LB0-A提高辛烷值助劑(LB0-16和LB0-A為蘭州石化公司開發(fā)生產的催化裂化催化劑)。本發(fā)明中，wt%為質量分數。實施例1
實施例1包括四個反應器，一個上流式反應器(UFR)和三個下流式固定床反應器，其中一臺下流式固定床反應器按照本發(fā)明工藝流程置于UFR上游，作為前置反應器，另兩臺下流式固定床反應器位于UFR下游，與UFR串聯使用。上流式反應器中裝填上流式催化劑FZC-10UH，第一固定床反應器(簡稱固定床一反)中裝填保護劑FZC-103和脫金屬催化劑FZC-28，第二固定床反應器(簡稱固定床二反)中裝填脫硫催化劑FZC-34A和脫氮催化劑FZC-41A，前置反應器中裝填保護劑FZC-103、脫金屬催化劑FZC-28和脫硫催化劑FZC-34A。實施例1所用催化裂化回煉油和催化裂化油漿的混合物(以下簡稱催化裂化重油)性質見表I。催化裂化重油(回煉油+油漿)與氫氣混合后進入前置反應器進行加氫處理反應，反應氫分壓為14. 7MPa，反應空速為O. 81Γ1，反應溫度為380°C，氫油比體積為1000，脫除硫、氮等雜質，進行加氫飽和反應后得到加氫反應流出物。實施例1所用的渣油原料A性質見表I。渣油原料A與氫氣混合后進入上流式反應器進行反應，反應條件如表2所示，得到脫除金屬和硫化物等雜質后的上流式加氫生成油。其中催化裂化重油與渣油原料A的質量比為10:100。上流式反應流出物與全部前置反應器流出物混合進入固定床加氫處理單元。在固定床渣油加氫催化劑存在下進行加氫處理反應,反應條件如表2所示,反應產物性質及產品分布如表2所示。預計操作周期達到20個月。
將加氫渣油(>350°0與￥60按照90:10的比例混合后進入催化裂化裝置。催化裂化裝置的操作條件為反應溫度510°C，反應總壓力為O. 14MPa，劑油比為5. 5，反應時間0.15s。催化裂化反應結果見表3。對比例I
與實施例1相比，本對比例不設前置反應器，設置一臺UFR反應器和二臺下流式固定床反應器，三臺反應器串聯使用，催化劑的裝填方法同實施例1。催化裂化重油直接從UFR反應器入口與渣油原料A混合后進入UFR反應器，渣油原料A與催化裂化重油混合的質量比為100:10，混合物流與氫氣混合后依次進入上流式反應器和固定床反應器進行反應，反應條件如表2所示,反應產物性質及產品分布如表2所示。預計操作周期較實施例1少4個月。將加氫渣油(>350°C )與VGO按照90:10的比例混合后進入催化裂化裝置。催化裂化裝置的操作條件為反應溫度510°C，反應總壓力為O. 14MPa，劑油比為5. 5，反應時間O. 15s，催化裂化反應結果見表3。由表3可見，汽油和柴油收率較實施例1減少1. 4個百分點，生焦量較實施例1增加O. 4個百分點。對比例2
與實施例1相比，本對比例不設前置反 應器，設置一臺UFR反應器和二臺下流式固定床反應器，三臺反應器串聯使用，催化劑的裝填方法同實施例1。本對比例催化裂化重油是從UFR反應器出口與上流式加氫反應流出物混合，上流式加氫生成油與催化裂化重油混合的質量比為100:10，混合物流與混氫混合后依次進入固定床反應器進行反應，反應條件如表2所示，反應產物性質及產品分布如表2所示。預計操作周期較實施例1少2個月。
將加氫渣油(>350°0與￥60按照90:10的比例混合后進入催化裂化裝置。催化裂化裝置的操作條件為反應溫度510°C，反應總壓力為O. 14MPa，劑油比為5. 5，反應時間O. 15s，催化裂化反應結果見表3。由表3可見，汽油和柴油收率較實施例1減少O. 8個百分點，生焦量較實施例1增加O. 2個百分點。對比例3
在本對比例中包括四個反應器，設置一臺UFR反應器和三臺下流式固定床反應器，三臺反應器都位于UFR下游，依次串聯使用。上流式反應器中裝填上流式反應器催化劑FZC-10UH,固定床一反中裝填保護劑FZC-103和脫金屬催化劑FZC-28，固定床二反中裝填脫硫催化劑FZC-34A，固定床三反中裝填脫氮催化劑FZC-41A。與實施例1不同的是，上流式加氫反應物流與混氫混合后依次通過三臺固定床反應器，催化裂化重油在催化裂化裝置內部循環(huán)，反應條件如表2所示,反應產物性質及產品分布如表2所示。預計操作周期較實施例I少3個月。另外由于回煉油未進行加氫處理，這部分物料也無法轉化為輕質油品。將加氫渣油(>350°0與￥60按照90:10的比例混合后進入催化裂化裝置。催化裂化裝置的操作條件為反應溫度510°C，反應總壓力為O. 14MPa，劑油比為5. 5，反應時間O. 15s，催化裂化反應結果見表3。由表3可見，汽油和柴油收率較實施例1減少2.1個百分點，生焦量較實施例1增加1. 7個百分點。表I
權利要求
1.一種重烴原料加氫處理方法，包括以下步驟 (1)催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿和氫氣在催化劑存在下進入前置反應器進行加氫處理反應，脫除雜質的同時進行不飽和烴的加氫飽和反應； (2)渣油原料和氫氣在催化劑存在下進入上流式反應器進行加氫處理反應，脫除原料油中的金屬雜質； (3)步驟(2)所得反應流出物與步驟(I)所得部分或全部反應流出物混合，進入下流式固定床反應器進行加氫處理反應，反應流出物在分離器中進行氣液分離； (4)步驟(3)分離所得液體產物進入分餾塔，得到氣體、石腦油、加氫柴油和加氫尾油，步驟(3)分離所得氣體經壓縮后循環(huán)使用； (5)步驟(4)所得加氫尾油進入催化裂化單元，在催化裂化催化劑存在下進行裂化反應，反應生成油經分餾后得到氣體、催化裂化汽油、催化裂化柴油、催化裂化回煉油和催化裂化油漿； (6)來自步驟(5)的催化裂化回煉油和/或催化裂化油漿進入前置反應器，在氫氣和催化劑存在下進行加氫處理反應。
2.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的前置反應器為氣液并流向下的固定床反應器。
3.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述前置反應器中使用的催化劑為加氫保護劑，或者為級配裝填的加氫保護劑、脫金屬催化劑和脫硫催化劑。
4.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的前置反應器流出物部分送至上流式反應器入口或送至分離系統(tǒng)。
5.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的渣油原料和氫氣混合后從上流式反應器底部進料，或者分別從上流式反應器下部側面和底部進料。
6.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的上流式反應器具有一個或多個催化劑床層。
7.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的上流式反應器的內包括2 4個催化劑床層，在反應床層之間打入急冷油，以控制反應溫度。
8.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(3)中所述下流式固定床反應器的個數為2 5個，上流式反應器反應流出物與至少部分前置反應器流出物混合后先進入第一固定床反應器，然后依次通過下游的固定床反應器。
9.按照權利要求8所述的方法，其特征在于，每個下流式固定床反應器內催化劑床層的數目為I 5個，在反應床層之間可以打入急冷氫，以控制反應溫度。
10.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述上流式反應器的反應條件為，反應壓力為5MPa 35MPa，溫度為300°C 500°C，液時體積空速O.1tT1 5. Oh—1，氫油體積比為200 2000 ;下流式固定床反應器和前置反應器反應條件為，反應溫度360 430°C，液時體積空速O. 2 1. 5 IT1，氫油體積比為300 1500。
11.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化單元包括一套或一套以上裝置，每套裝置包括至少一個反應器、一個再生器和一個分餾塔。
12.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化反應的條件為反應壓力O.1 O. 5MPa，反應溫度為450 650°C，催化劑與原料油的重量比2 30，反應時間O.1 15秒，催化劑再生溫度為600 800°C。
13.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化回煉油和/或油漿在進入前置反應期之前先通過澄清、過濾或蒸餾除去催化劑粉末。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種重烴原料加氫處理方法。采用上流式反應器與至少一個下流式固定床反應器串聯，重烴原料依次通過UFR和下流式固定床反應器，反應流出物經分離和分餾，得到加氫尾油進行催化裂化；設置一臺前置反應器，對催化裂化回煉油和/或油漿進行加氫，所得反應流出物的至少一部分與UFR反應流出物混合后進入下流式固定床反應器。本發(fā)明方法通過UFR、下流式固定床反應器及前置反應器的協(xié)調配合，解決了UFR和下流式固定床反應器結合時運行周期和反應溫度不匹配的問題，使下流式固定床反應器的溫度分布更合理，充分發(fā)揮下流式固定床反應器催化劑的性能，提高催化劑利用率，明顯提高了裝置的經濟效益。
文檔編號C10G67/00GK103059970SQ20111032135
公開日2013年4月24日 申請日期2011年10月21日 優(yōu)先權日2011年10月21日
發(fā)明者吳銳, 蔣立敬, 耿新國, 劉鐵斌, 李洪廣, 翁延博, 張慶軍 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院