一种劣质原料油的轻质化方法与流程

本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种劣质原料油的轻质化方法。
背景技术：
：在传统炼厂中，溶剂脱沥青工艺主要用于从减压渣油中制取高粘度润滑油基础油，其中脱沥青过程主要作用是脱去渣油中的沥青以降低其残炭值和改善色泽。但是现代炼厂所加工的原油重质化程度加深，造成重油催化裂化及固定床渣油加氢等装置的原料残炭值升高、金属含量增大，进而影响上述装置的运转周期。而渣油中的金属等杂质主要集中在沥青质组分中，因此通过溶剂脱沥青工艺可以较为彻底地清除原料油中的沥青质，使得脱沥青油的残炭值和金属含量大幅度降低，从而能够作为重油催化裂化、渣油加氢处理及渣油加氢裂化的优质原料。溶剂脱沥青过程同时产生一定量的脱油沥青。脱油沥青是一种较为特殊的胶体溶液，由于富集了渣油中绝大部分的沥青质和重胶质，使得其分子结构高度芳构化，可加工性能极差，并且难以成为道路沥青产品。与常规减压渣油相比，脱油沥青的结焦倾向更为严重。目前，炼厂中脱油沥青主要用于循环流化床和电厂锅炉的燃料、燃料油调和组分和沥青水浆原料，对资源造成一定的浪费。乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆中均含有大量的重质芳烃，不易在现有炼厂流程中进一步加工。例如，CN101531924B中提到不同类型的重质原料在催化裂化装置中存在最佳转化率区间，在该区间内可以减少焦炭和干气的生成；含有大量芳烃的未转化重油如果进一步在催化裂化装置内转化，将会导致干气和焦炭产率的急剧上升，必须采取其它技术途径转化。 CN101531924B和CN101531923B均公开了一种重油催化裂化与加氢处理组合工艺，将催化裂化分馏塔中大于260℃馏分作为固定床加氢处理的进料，而加氢尾油则进入催化裂化装置。虽然该工艺可以减少干气和焦炭的生成，但是仍然会产生一定量的油浆。此外，催化裂化油浆中含有大量催化剂粉末，容易沉积在催化剂床层上，造成床层压降升高和堵塞，使其无法采用传统的固定床加氢工艺轻质化。目前，上述高芳烃组分主要用于燃料油、改性沥青、针状焦、炭黑和沥青基碳纤维的制备等，同样无法实现资源的全面有效利用。CN1195822C公开了一种脱油沥青的减粘裂化方法。该现有技术将脱油沥青和催化裂化油浆按照一定的比例掺混后，采用低温长时间的操作方式，在保证操作周期的基础上，有效降低了原料的粘度。在分馏出少量的减粘气体和减粘汽油后，生成可以作为重质燃料油的减粘渣油。该方法的主要产品为减粘渣油，产品价值较低，且作为重质燃料油使用也会对环境造成一定影响，无法实现原料的经济高效利用。CN102234536A则提到了一种溶剂脱沥青-重油催化裂化-沥青气化-沥青调和的组合工艺。其中脱油沥青一部分作为沥青气化的原料用于生产化肥，另一部分与经过拔头的催化裂化油浆一起调和生产高等级道路沥青。虽然该组合工艺实现了沥青产品的高效利用，但是对于脱沥青工艺过程和脱油沥青的性质均有明确的限制条件，原料的适应范围较窄，同时无法满足轻质馏分油生产的需要。现有技术既无法实现乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆等高芳烃组分的完全轻质化，又无法适应原料劣质化的趋势而高效加工脱油沥青。因此，需要开发一种全新的转化工艺，将不同性质的脱油沥青和/或高芳烃组分绝大部分或全部转化为轻质馏分油，以满足我国对交通燃料日益增长的需求。技术实现要素：本发明的目的是针对现有技术的不足，解决包括脱油沥青和/或高芳烃组分(乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆等)在内的劣质原料油无法高效转化为轻质馏分油的问题。为了实现上述目的，本发明提供一种劣质原料油的轻质化方法，该方法包括：将包括劣质原料油、加氢催化剂和氢气的反应物料引入浆态床反应器中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化混合物；将所述加氢裂化混合物进行分离，得到第一气体、第一轻质馏分油和含有加氢催化剂的重质馏分油；将所述重质馏分油引入旋液分离器中进行分离，得到贫固含量组分的低密度馏分油和富固含量组分的高密度尾油；然后将所述低密度馏分油与所述第一轻质馏分油引入固定床加氢处理装置中进行加氢反应，并将得到的加氢反应产物进行分馏，得到第二气体、第二轻质馏分油和加氢尾油；以及将所述高密度尾油循环回浆态床反应器内腔中。本发明的上述方法能够高效地将包括脱油沥青和/或高芳烃组分(乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆等)在内的劣质原料油转化为轻质馏分油。本发明的方法将浆态床反应器和固定床渣油加氢处理装置联用，能够避免固定床中催化剂失活和床层堵塞问题，因而能够高效加工高金属含量、高残炭值和高沥青质含量的脱油硬沥青等劣质物料，提高炼厂的整体轻质馏分油收率，进而提高其经济效益。本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在 附图中：图1是本发明的一种优选实施方式的旋液分离器的结构示意图。图2是本发明的一种优选实施方式的工艺流程图。图3是本发明的一种优选实施方式的浆态床反应器的结构示意图。附图标记说明1、反应器壳体2、旋液分离器内腔3、套筒4、旋液分离器入口5、气相出口6、底流管7、气体分布器8、反应器内腔9、出气口10、产物油出口11、进气口12、卸剂口13、加剂口14、原料油入口15、出料口1a、劣质原料油和加氢催化剂2a、加压泵3a、换热器4a、浆态床反应器5a、第一热高分6a、旋液分离器7a、待净化氢气8a、固定床加氢处理装置9a、第二热高分10a、蒸馏塔11a、高密度尾油12a、循环油13a、外甩油14a、循环氢15a、新鲜氢具体实施方式以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。本发明提供了一种劣质原料油的轻质化方法，该方法包括：将包括劣质原料油、加氢催化剂和氢气的反应物料引入浆态床反应器中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化混合物；将所述加氢裂化混合物进行分离，得到第一气体、第一轻质馏分油和含有加氢催化剂的重质馏分油；将所述重质馏分油引入旋液分离器中进行分离，得到贫固含量组分的低密度馏分油和富固含量组分的高密度尾油；然后将所述低密度馏分油与所述第一轻质馏分油引入固定床加氢处理装置中进行加氢反应，并将得到的加氢反应产物进行分馏，得到第二气体、第二轻质馏分油和加氢尾油；以及将所述高密度尾油循环回浆态床反应器内腔中。在本发明中，在没有特别说明的情况下，所述第一、第二等均是为了区分而不表示先后次序。本领域技术人员不应理解为对本发明的技术方案的限制。在本发明中，所述反应物料并不特指仅含有劣质原料油、加氢催化剂和氢气的物料，本文中的反应物料泛指参与劣质原料油轻质化过程的所有物料，包括固相、气相和液相物料，也包括反应物、生成物等。优选将劣质原料油进行加热预处理后再引入所述浆态床反应器中进行加氢裂化反应。所述加热预处理是为了使得进入所述浆态床反应器中的反应物流能够更加高效地进行加氢裂化反应。优选所述加热预处理的条件包括温度为320-380℃。本发明也可以将所述劣质原料油与所述加氢催化剂提前进行混合，形成均匀的浆液后再引入至所述浆态床反应器中。将所述加氢裂化混合物进行分离的方法可以有多种，本领域技术人员可以采用本领域内常规使用的各种方法，只要能够使得所述加氢裂化混合物进行分离得到第一气体、第一轻质馏分油和含有加氢催化剂的重质馏分油即可。例如，将所述加氢裂化混合物进行分离的方法可以为引入热高压分离器 中进行分离，所述热高压分离器分离优选在温度范围为300-380℃的条件下进行，压力为10-30MPa。本发明的所述重质馏分油中可以含有未转化的尾油。优选将得到的所述第一气体进行除杂提纯及浓缩，并且将浓缩后得到的富氢气体引入至后续的固定床加氢处理装置中进行加氢反应。通过分离得到的所述重质馏分油可以直接进入旋液分离器分离，也可以先进行降压，在降压后再进入旋液分离器中进行分离。优选所述贫固含量组分的低密度馏分油中的固含量不高于0.5重量％；优选所述富固含量组分的高密度尾油中的固含量范围为5-50重量％，更优选为10-40重量％。将所述第一轻质馏分油与所述低密度馏分油混合后即可以得到浆态床加氢处理装置的原料油，进入后续的固定床加氢处理装置，所述浆态床加氢处理装置的原料油中固含量小于200ppm，Ni+V不大于80ppm，沥青质含量不大于5重量％。对所述固定床加氢处理装置的种类没有特别的限定，本领域技术人员能够采用本领域内常规使用的各种固定床加氢处理装置。对所述固定床加氢处理装置中进行的加氢反应的具体操作方法没有特殊的限定，可以是本领域内常规使用的各种具体操作方法。对将得到的加氢反应产物进行分馏的具体条件没有特别的限定，只要能够使得通过所述分馏得到第二气体、第二轻质馏分油和加氢尾油即可。本发明优选所述第二轻质馏分油和所述加氢尾油的切割点为330-380℃。所述浆态床反应器内腔是由浆态床反应器壳体构成的内部空间。优选气体(氢气)从位于浆态床反应器壳体底部的进气口进入浆态床反应器内腔的反应物料中，引起反应物料在浆态床反应器内腔中进行相对运动从而有利于浆态床反应器中反应的进行。优选所述旋液分离器包括旋液分离器入口、旋液分离器内腔、气相出口、产物油出口和底流管。物料通过旋液分离器入口进入旋液分离器内腔中利用自身的离心力进行分离，分离得到气相物从所述气相出口引出至所述旋液分离器之外，分离得到固含量较小的组分从位于旋液分离器上部的产物油出口引出至所述旋液分离器之外，分离得到的固含量较大的组分从位于旋液分离器下部的底流管引出至所述旋液分离器之外。根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明所述的旋液分离器如图1中所示，具体地：所述旋液分离器包括旋液分离器入口4、旋液分离器内腔2、气相出口5、产物油出口10和底流管6。物料通过旋液分离器入口4进入旋液分离器内腔2中利用自身的离心力进行分离，分离得到气相物从所述气相出口5引出至所述旋液分离器之外，分离得到固含量较小的组分从位于旋液分离器上部的产物油出口10引出至所述旋液分离器之外，分离得到的固含量较大的组分从位于旋液分离器下部的底流管6引出至所述旋液分离器之外。优选所述旋液分离器设置在所述浆态床反应器内腔以外，所述重质馏分油从旋液分离器入口引入至旋液分离器内腔中进行分离，分离得到的所述低密度馏分油从旋液分离器的产物油出口引出至所述固定床加氢处理装置中，分离得到的所述高密度尾油从所述旋液分离器下部的底流管引出，并且将所述高密度尾油循环回所述浆态床反应器内腔中，优选地部分尾油外甩。所述浆态床反应器为任意适用于浆态床重油加氢裂化的反应器。优选地，所述浆态床反应器中设置有使得所述反应物料在所述浆态床反应器内腔中进行内循环的套筒，所述套筒的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与浆态床反应器壳体上的进气口连通，所述氢气通过所述进气口依次引入至所述导管和所述套筒中。通过设置所述套筒，并且氢气从所述进气口进入所述套筒内，使得套筒内的反应物料中的气含量明显比套筒 外的反应物料中的气含量要高，从而推动套筒内的反应物料向上运动，而套筒外的反应物料相对向下运动，如此在浆态床反应器内腔中形成内循环，促进了反应物料中气、固、液三相之间的相互反应，从而能够提高反应效率。要求引导氢气的所述导管的内径小于所述套筒的内径是为了使得所述浆态床反应器内腔中的反应物料能够从所述套筒的底部进入所述套筒中。因此，本领域技术人员能够据此确定所述导管和所述套筒的内径的比值。所述套筒为一根或至少两根，至少两根的所述套筒下部的所述导管与所述进气口之间设置有气体分布器；所述氢气通过所述进气口依次引入至所述气体分布器、所述导管和所述套筒中。所述气体分布器的设置是为了能够使得进入所述浆态床反应器内腔中的氢气能够更加均匀地分布，氢气经气体分布器平均分配到每个内置的套筒底部，在此处的气体分布器将氢气分散成小气泡，每个套筒内的气泡均向上移动，使套筒内的气含量大于套筒外的气含量。凭借套筒内外流体密度的差异，在一定的垂直距离范围内形成压差，该压差推动套筒外流体向下流动，在套筒内流体向上流动，如此形成内循环。从而有利于浆态床反应器内腔中反应的高效进行。优选地，所述套筒的长度为所述浆态床反应器内腔的长度的2/5至4/5。所述浆态床反应器内腔的长度与所述浆态床反应器内腔的内径之比可以为5-20：1；优选为8-15：1。优选地，所述浆态床反应器内腔的内径为50-6000mm，进一步优选为300-5000mm。优选地，所述套筒的内径为所述浆态床反应器内腔的内径的1/100至3/4。优选地，所述导管伸入所述套筒内部的长度为所述套筒的长度的1/1000至1/10。根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明所述的浆态床反应器如 图3中所示，具体地，该浆态床反应器包括：反应器壳体1，该反应器壳体的下部设置有卸剂口12、进气口11和原料油入口14，该反应器壳体的上部设置有出气口9、加剂口13、出料口15；所述反应器壳体1的内部空间构成反应器内腔8(本文中也可称为浆态床反应器内腔)。该反应器内腔8的底部设置有使得反应物料在所述反应器内腔8内进行内循环的套筒3，所述套筒3的下部通过内径小于所述套筒内径且伸入所述套筒内部的导管与所述反应器壳体1的进气口11连通。并且，所述套筒3为1根或至少两根，所述旋液分离器设置为1级，套筒下部的所述导管与所述进气口11之间设置有气体分布器7。优选控制加氢裂化反应的条件，使得所述重质馏分油占浆态床反应器进料(即劣质原料油)的40-60重量％。优选所述重质馏分油从旋液分离器入口沿切线方向进入，流动速率在5-15m/s之间，优选在7-12m/s之间，在旋液分离器内形成旋转运动，依靠离心力对所述重质馏分油进行分离。本发明的方法适用于本领域内常规使用的加氢裂化反应的条件，但是特别地，本发明的所述加氢裂化反应的条件较缓和，优选所述加氢裂化反应的条件包括：压力为10-30MPa；温度为380-450℃；液时体积空速为0.1-2.0h-1，氢油体积比为200-5000。更加优选所述加氢裂化反应的条件包括：压力为18-25MPa；温度为410-440℃；液时体积空速为0.2-1.0h-1，氢油体积比为1000-2500。相对于每g所述劣质原料油，以所述加氢催化剂中的金属含量计，所述加氢催化剂的用量可以为0.05-5重量％，优选为0.1-3重量％。优选地，第一方面，本发明所述加氢催化剂可以为高分散纳米级负载型催化剂，所述加氢催化剂包括载体和金属活性组分，所述金属活性组分选自纳米级的Mo、Ni、Co和V中的至少一种，所述载体为煤粉、活性炭、石墨 和炭黑中的至少一种碳基材料；优选在所述加氢催化剂中，所述金属活性组分的平均粒径为10-100nm，优选为20-50nm；更优选在所述加氢催化剂中，所述载体的平均粒径为20-200μm，优选为50-120μm。根据所述第一方面，在所述加氢催化剂中，所述载体的比表面积为50-1000m2/g，优选为300-800m2/g；优选在所述加氢催化剂中，所述载体的孔径为2-100nm，优选为3-50nm；更加优选所述加氢催化剂的载体的平均粒径为60-100μm。优选地，第二方面，本发明所述加氢催化剂中含有载体和活性金属元素，所述载体包括氧化硅-氧化铝和氧化铝，所述活性金属元素包括铁、钙和钼，所述催化剂为微球型，且平均粒径为20-200μm；优选为50-120μm；更优选为60-100μm。根据所述第二方面，以所述催化剂的总重量计，所述活性金属元素以氧化物计的含量为10-40重量％；优选以所述加氢催化剂的总重量计，钙和钼以氧化物计的含量分别为0.1-1重量％和5-10重量％。加氢催化剂的载体有丰富的孔结构和较大的比表面积，一方面活性金属可以在其表面得到高度分散，提高了加氢催化剂的反应活性；另一方面，劣质原料油中的沥青质和胶质等大分子可以进入载体孔道内部，随着加氢催化剂在反应体系内高度扩散，阻止了生焦前驱体的聚集，减少了焦炭的生成。本发明的方法对所述加氢催化剂的制备方法没有特别的限定，可以采用本领域内常规使用的例如浸渍法等进行制备，本发明在此不再赘述。加氢催化剂与劣质原料油混合均匀后一起进入浆态床反应器进行加氢 裂化反应，反应系统平衡后，从所述旋液分离器底流管流出的高密度尾油部分外甩出反应系统，以一定速率除去浆态床反应器加氢裂化反应体系中的部分失活的加氢催化剂，同时按相同速率向原料中补充新鲜的加氢催化剂，使得所述浆态床反应器中的催化剂含量保持在本发明的前述范围内。本发明的所述劣质原料油的相对密度较大，胶质及沥青质等大分子、硫氮杂原子及金属含量高。在本发明中，优选所述劣质原料油为常减压渣油、脱油沥青、高芳烃油、重质原油、超重质原油、油砂、天然沥青、页岩油和煤焦油中的至少一种。更加优选所述劣质原料油为常减压渣油、脱油沥青、高芳烃油、重质原油、超重质原油、油砂、天然沥青、页岩油和煤焦油中的至少一种。更加优选所述劣质原料油为脱油沥青和/或高芳烃油。特别优选所述劣质原料油为脱油沥青和高芳烃油，所述脱油沥青和所述高芳烃油的重量比可以为0.1-10：1。所述高芳烃油可以为乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆中的一种或几种，初馏点＞350℃，其中芳烃含量一般大于80重量％。优选所述固定床加氢处理装置中含有加氢处理催化剂，所述加氢处理催化剂是指具有渣油加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化功能的催化剂系列。优选所述加氢处理催化剂包括作为载体的多孔氧化铝和负载在所述载体上的选自第VIB族、第VIIB族和第VIII族中的至少一种活性金属元素。具体地，所述加氢处理催化剂中的活性金属元素可以为钼、钨、钴、镍中的一种或多种，所述加氢处理催化剂的级配方法优选使得所述固定床加氢处理装置中的反应物流依次通过加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂和加氢裂化催化剂。在具体的实施方式中，本领域技术人员能够根据原料油的性质和浆态床 反应器的加氢结果，调整固定床加氢处理装置中的工艺条件和其中的加氢处理催化剂的装填量及级配方式。优选所述固定床加氢处理装置中进行加氢反应的条件包括：氢分压为8-15MPa；温度为350-410℃；液时体积空速为0.2-1.0h-1；氢油体积比为200-1000。本发明中将得到的加氢反应产物进行分馏中所得到的第二轻质馏分油优选包括汽油馏分和柴油馏分。更优选所述汽油馏分和所述柴油馏分的切割点为180℃。特别地，所述加氢尾油与所述第二轻质馏分油的切割点可以为350℃。根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明的所述劣质原料油的轻质化方法按照图2所示的工艺流程图进行，具体地：将包括劣质原料油和加氢催化剂1a的反应物料依次通过加压泵2a和换热器3a引入浆态床反应器4a中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化混合物；将所述加氢裂化混合物引入第一热高分5a中进行分离，得到第一气体、第一轻质馏分油和含有加氢催化剂的重质馏分油；将所述重质馏分油引入旋液分离器6a中进行分离，得到贫固含量组分的低密度馏分油和富固含量组分的高密度尾油11a，并且得到富含氢气的待净化氢气7a，所述待净化氢气7a经分离除杂后作为循环氢14a与新鲜氢15a循环回反应体系中；然后将所述低密度馏分油与所述第一轻质馏分油引入固定床加氢处理装置8a中进行加氢反应，并将得到的加氢反应产物依次引入第二热高分9a中进行分离以及引入蒸馏塔10a中进行分馏，得到第二气体、第二轻质馏分油和加氢尾油；以及将所述高密度尾油的一部分作为循环油12a循环回浆态床反应器内腔中，并且将剩余部分的高密度尾油作为外甩油13a进行外甩。具体地，本发明的方法具有如下优点：1、采用浆态床反应器缓和加氢工艺，可以将脱油沥青、催化裂化油浆、 催化裂化回炼油及乙烯焦油等劣质原料油中的金属和/或沥青质脱去，使其满足了固定床渣油加氢进料的要求，扩大了固定床渣油加氢的原料来源；2、脱油沥青是一个复杂的胶溶体系，与普通减压渣油相比，其中的沥青质等分散相分子稠合度更高，极性更强，含量更多，而胶质等连续相含量较低，因而具有更强的结焦倾向；高芳烃油的引入，一方面可以其解决高效加工问题，更重要的是提高了脱油沥青体系的相对稳定性，防止生焦前驱体的生存，从而有效抑制了浆态床反应器加氢过程中焦炭的生成，延长了装置的连续运转周期；3、浆态床反应器加氢过程采用缓和的操作条件，仅脱去进料中的金属和沥青质，而不追求裂化转化率，从而减少了浆态床反应器过程中焦炭的生成，保证了重质馏分油的性质；4、浆态床反应器中可以使用来自固定床加氢处理装置中的废加氢处理催化剂，有利于降低装置的操作成本，增加经济效益；5、重质馏分油采用旋液分离器进行分离，保证绝大部分加氢催化剂进入高密度尾油中，避免其进入固定床加氢处理装置而造成的床层堵塞问题；6、本发明通过将高密度尾油在浆态床加氢处理装置中的循环，实现了劣质原料的全转化，除外排少量废渣外，不产生难以处理的劣质尾油，具有资源利用率高、环境友好的优点。以下将通过实施例对本发明进行详细描述。选用脱油沥青A和镇海催化裂化油浆作为劣质原料油，具体的性质如表1中所示。在未作相反说明的情况下，使用的气体和液体的体积数值均为25℃和1个标准大气压下的数值。表1脱油沥青A镇海油浆软化点/℃165—(残炭)/重量％469.68(沥青质)/重量％41.94.1(S)/重量％10.91.0(N)/重量％0.290.22(Ni+V)/(μg/g)43019.8实施例1-7用于说明本发明的劣质原料油的轻质化方法。实施例1-3实施例1-3中使用的加氢催化剂相同，为Mo系负载型催化剂，具体的组成为：以活性金属计，Mo(平均粒径为45nm)含量为10重量％，其余为载体活性炭，加氢催化剂的平均粒径为100μm。相对于每g所述劣质原料油，以所述加氢催化剂中的金属含量计，所述加氢催化剂的用量如表2中所示。实施例1-3中使用的劣质原料油相同，均为重量比为7：3的脱油沥青A与镇海催化裂化油浆。实施例1-3中实验所用的固定床加氢处理装置为单反应器小型固定床加氢装置，依次装填保护催化剂、脱金属催化剂、脱硫催化剂和脱氮催化剂，所用的加氢处理催化剂的牌号依次为RG-20A、RDM-2B、RMS-1和RSN-2,均由中石化长岭催化剂厂生产；4种催化剂的装填体积比为5：30：20：45。实施例1-3的具体方法为：将前述劣质原料油、加氢催化剂和氢气引入浆态床反应器中进行加氢裂 化反应，加氢裂化反应条件如表2中所示，得到加氢裂化混合物；将所述加氢裂化混合物在温度为300℃、压力为20MPa条件下进行闪蒸分离，得到第一气体、第一轻质馏分油和含有加氢催化剂的重质馏分油，将所述重质馏分油引入旋液分离器中进行分离，得到贫固含量组分的低密度馏分油和富固含量组分的高密度尾油，其中，所述重质馏分油在旋液分离器入口处的速率V、低密度馏分油的固含量和高密度尾油的固含量分别如表2中所示；然后将所述低密度馏分油与第一轻质馏分油作为固定床加氢处理装置原料油引入固定床加氢处理装置中进行加氢反应，所述固定床加氢处理装置原料油的性质见表3，加氢反应的条件如表4中所示，并将得到的加氢反应产物进行分馏，得到第二气体、第二轻质馏分油和加氢尾油；以及将所述高密度尾油循环回浆态床反应器内腔中。实施例1-3中使用的浆态床反应器和旋液分离器均分别相同，且结构分别如图3和图1中所示。具体地，套筒的长度为浆态床反应器内腔的长度的3/5；套筒的内径为300mm。反应器内腔的内径为5000mm。所述导管伸入所述套筒内部的长度为200mm。底流管的长度为100mm。所述浆态床反应器内腔的长度与所述浆态床反应器内腔的内径之比为10：1。旋液分离器的容积与浆态床反应器内腔的容积之比为1：600。浆态床反应器内腔中的反应物料在套筒外的向下流动的平均速率为0.2m/s。所述反应物料在经过所述旋液分离器的入口时的速率为8m/s。表2表3实施例1实施例2实施例3密度(20℃)/(g/cm3)0.9580.9530.940(残炭)/重量％8.27.76.4(S)/重量％3.12.91.8(N)/重量％0.120.080.06(Ni+V)/(μg/g)54.048.230.7(四组分)/重量％饱和烃18.618.726.4芳烃57.459.660.4胶质19.217.514.2沥青质4.84.22.8表4实施例1实施例2实施例3反应条件压力/MPa1514.015温度/℃390400400液时体积空速/h-10.20.20.5氢油体积比600800600产品分布/重量％第二气体(C1-C4)1.212.830.85汽油馏分(C5-180℃)13.0114.112.78柴油馏分(180-350℃)17.8819.8815.35加氢尾油(＞350℃)68.5764.5971.98加氢尾油的性质(Ni+V)/(μg/g)19.6813.4211.52(残炭)/重量％4.423.453.55实施例4-5实施例4-5采用与实施例2相同的方法进行加氢裂化反应，所不同的是，在所述固定床加氢处理装置中的反应温度与实施例2中不相同，具体如表5中所示。表5实施例4实施例5反应条件压力/MPa14.014.0温度/℃390410液时体积空速/h-10.20.2氢油体积比800800产品分布/重量％第二气体(C1-C4)2.183.24汽油馏分(C5-180℃)13.416.35柴油馏分(180-350℃)18.5821.42加氢尾油(＞350℃)66.4860.73加氢尾油性质(Ni+V)/(μg/g)18.139.52(残炭)/重量％4.293.17从实施例2、实施例4和实施例5的结果可以看出随着反应温度的升高，加氢尾油收率降低，同时加氢尾油的性质变好，可以作为优质的重油催化裂化原料。实施例6-7本实施例采用与实施例1相同的劣质原料油和装置进行加氢裂化反应，所不同的是，使用的加氢催化剂的平均粒径为80μm，且其中活性组分以氧化物计的含量相对于所述加氢催化剂的总重量分别为Fe：25重量％，Mo：10重量％，Ca：1重量％。具体的反应条件如表6中所示。表6实施例6实施例7反应条件压力/MPa1818温度/℃430440加氢催化剂用量/μg/g20002000液时体积空速/h-10.20.2氢油体积比15001500反应结果/重量％第一气体收率8.078.45浆态床生成油收率81.2983.54高密度尾油收率10.517.96焦炭收率1.431.85V/m/s88固含量低密度馏分油/μg/g25.6823.15高密度尾油/重量％7.610.03对比例1-3对比例1-3的加氢裂化反应分别与实施例1-3的加氢裂化反应条件对应相同，且劣质原料油相同，对比例1-3分别采用与实施例1-3相同的浆态床 反应器进行加氢裂化反应，并对浆态床反应器反应后获得的液相产物进行蒸馏切割，而不采用本发明所述的旋液分离器进行分离，蒸馏切割获得的产品馏分油的性质见表7。虽然产品馏分油能够满足固定床进料的要求，但和产品的收率均较低，增加了浆态床反应器的负荷，也增加了生产成本。其中表7中的所述馏分油收率是指能够进入后续的固定床加氢加氢处理装置的油相的收率。表7对比例1对比例2对比例3反应条件压力/MPa182022温度/℃420420420加氢催化剂用量/μg/g80010002000液时体积空速/h-10.20.51.5氢油体积比150015002000反应结果/重量％气体收率(C1-C4)6.028.075.43馏分油收率(IBP-500℃)69.0572.2976.45渣油收率24.2619.7119.74焦炭收率1.621.430.78从上述结果可以看出，采用本发明提供的上述方法能够高效地将包括脱油沥青和/或高芳烃组分(乙烯焦油、催化裂化回炼油及催化裂化油浆等)在内的劣质原料油转化为轻质馏分油。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。当前第1页1 2 3