一种利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法与流程

本发明涉及煤炭及石油化工
技术领域：
，具体涉及一种利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法。
背景技术：
：近年来，随着世界范围内石油资源的日益紧缺、原油重质劣质化趋势的日渐严重、市场对重质燃料油需求的迅速减少以及对轻质燃料油需求的持续快速增长，促使重质劣质油的深加工技术成为炼油工业发展的重点与难点。再加之我国贫油富煤的基本国情，而一些石油化工产品同样能够从煤的气化、干馏等产物中获得，因此利用先进的煤炭转化技术生产轻质油和化工产品，不仅对化工行业的产业结构调整、提升产业能级具有积极推动作用，更是21世纪减轻我国对石油进口依存度、发展循环经济、减少环境污染、保障我国能源安全和经济可持续发展的战略举措。悬浮床加氢工艺是实现重油轻质化的理想方法之一，其工艺过程一般为分散型催化剂与原料油均匀混合形成浆料，而后浆料与高压氢气一同进入悬浮床反应器内在临氢条件下进行催化加氢和裂解反应，最终制得石脑油、轻质油等轻质油品。例如，中国专利文献cn104388117a公开了一种重油加氢裂化生产高品质燃料油的方法，该方法包括如下步骤：(1)将重油与悬浮床加氢裂化催化剂、氢气混合后进入悬浮床加氢裂化反应器中，悬浮床加氢裂化反应器操作压力12-20mpa，温度400-500℃，氢油体积比500-1500，催化剂添加量0-3.0％(占原料油)，空速为0.3-1.0h-1；(2)将步骤(1)的反应物在热高压分离器中进行分离，气相产物直接进入固定床反应装置加氢反应，液相产物进入减压蒸馏塔；减压蒸馏塔得到轻组分产物和重组分产物，轻组分产物进入固定床反应装置，重组分排出；(3)固定床反应装置得到的产物经过分离氢气、轻烃后进入分馏塔，得到汽油、柴油，从分馏塔塔底出来的重组分油循环进入固定床反应装置。上述技术通过对悬浮床加氢产物中的轻组分再次进行固定床加氢裂化、精制及改质处理，虽然最终可获得高品质的轻质油，但上述技术仍然存在如下不足：1)重油与悬浮床加氢裂化催化剂经简单混合后即送入悬浮床加氢裂化反应器中，如果催化剂密度较大则容易沉淀在容器底部，而若催化剂密度较小则易漂浮在油相表面形成包囊物，这两种情况均会影响固液混合效果，进而影响悬浮床加氢性能，最终将导致轻质油品的收率较低；2)由于只采用一个悬浮床反应器，故而无法保证裂化、加氢和吸附焦炭三种反应均能在各自适宜的环境条件下进行，造成裂化不彻底、加氢不充分、吸焦不完全，从而导致整体工艺的液收低、产焦量大，并且当裂化反应温度越高时油品缩合结焦的倾向也就越大，结焦还会导致加氢催化剂的失活及装置无法长周期稳定运转；3)悬浮床加氢产物未经合理分离而过早进入固定床反应器，增大了固定床的加氢负荷，不仅影响了液收和油品，还不利于节能减排。鉴于此，本领域迫切需要对现有的悬浮床加氢工艺进行改进以加强催化剂与原料油的混合效果、确保各反应的顺利进行并优化分离方法，从而在提高液收和轻质油品质的同时还能实现节能减排，最大幅度地降低工艺成本。技术实现要素：本发明要解决的技术问题在于克服现有的悬浮床加氢工艺所存在的催化剂与原料油的混合不均匀、反应不充分、加氢产物分离效果不理想的缺陷，进而提供一种催化剂与原料油的混合均匀、反应充分、分离效果好、轻质油品收率高且品质好、沥青收率高且品质好、并可节能减排的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法。为此，本发明实现上述目的所采用的技术方案如下：一种利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)将部分原料油与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余原料油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为18～22.5mpa、温度为390～460℃、氢油体积比为800～1500以进行加氢裂化反应；(3)对步骤(2)得到的悬浮床加氢产物进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次经冷高压分离和冷低压分离后得到冷低分油，所述热高分油经热低压分离后得到热低分气和热低分油，所述热低分气与所述冷低分油再经汽提分离后均转变为干气、石脑油及塔底油；(4)对所述热低分油进行减压蒸馏，将所得减一线油、减二线油及所述塔底油送入固定床加氢反应器中再次进行加氢处理，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品。优选地，在所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为0.1～10％，粒径为5μm～500μm。优选地，所述悬浮床加氢裂化催化剂包括复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：(0.5～10)，其中：所述活性金属为第viii族和/或第vib族金属；所述复合载体包括兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂，所述兰炭扩孔材料、所述分子筛和所述催化裂化废催化剂的质量比为(1-5):(2-4):(0.5-5)；所述兰炭扩孔材料的比表面积为150～300m2/g，平均孔径为70～80nm；所述分子筛的比表面积为200～300m2/g，平均孔径为5～10nm；所述催化裂化废催化剂的比表面积为50～300m2/g，平均孔径为3～7nm。优选地，所述催化裂化废催化剂包括如下重量份数的组分：y型分子筛15-55份；氧化铝15-55份；镍、钒或铁中的至少一种0.5-1份。优选地，所述原料油为经净化处理后的油品，所述净化处理包括如下步骤：将原料油与处于流化态的吸附剂接触以产生吸附作用，待吸附完成后收集液相即可；所述吸附剂为兰炭和/或高岭土。优选地，所述吸附作用是在50～100℃、0～1.0mpa下进行的，所述原料油与所述吸附剂的质量比为1：(0.05-0.2)，所述兰碳的比表面积为100-500m2/g，所述高岭土的比表面积为50-200m2/g。优选地，所述悬浮床加氢反应器包括两个串联的反应器，其中一个为悬浮床加氢裂化反应器，另一个为悬浮床加氢稳定反应器，所述悬浮床加氢稳定反应器内的操作温度较所述悬浮床加氢裂化反应器内的操作温度低20～50℃。优选地，所述催化剂浆液与剩余原料油及氢气混合后进入所述悬浮床加氢裂化反应器中发生加氢裂化反应，得到加氢裂化产物；再将所述加氢裂化产物送入所述悬浮床加氢稳定反应器内，在悬浮床加氢稳定催化剂的存在下进行加氢精制，从而形成所述悬浮床加氢产物；所述悬浮床加氢稳定催化剂是以氧化铝为载体负载有加氢活性金属的负载型催化剂，所述加氢活性金属为第viii族和/或第vib族金属。优选地，步骤(4)中，先在常压下对所述热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分；再将所述大于250℃馏分加热后进行所述减压蒸馏，所述150℃～250℃馏分与所述石脑油合并。优选地，所述减压蒸馏还得到减三线油，将80～90wt％的所述减三线油与5～20wt％的所述减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余10～20wt％的所述减三线油用作热低分洗涤液在对所述热低压分离产生的油气进行洗涤得到所述热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，将30～90wt％的所述热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液；所述减三线油的馏程与所述热低压分离的操作温度一致。优选地，所述热高压分离的工艺参数为：压力18～22.5mpa，温度350～460℃；所述冷高压分离的工艺参数为：压力18～22.5mpa，温度30～60℃；所述冷低压分离的工艺参数为：压力0.5～1.5mpa，温度30～60℃；所述热低压分离的工艺参数为：压力0.5～1.5mpa，温度350～430℃；所述汽提分离的温度为80～90℃；所述减压蒸馏中的减一线操作温度为110～210℃，减二线操作温度为200～300℃；控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为18～22.5mpa、温度为360～420℃、氢油体积比为500～1500、体积空速为0.5～1.5h-1。优选地，所述冷高压分离得到的冷高分气用作循环氢，冷高分油再经所述冷低分压分离后，得到的冷低分气与所述干气混合用作燃料气。优选地，与所述悬浮床加氢反应器连接设置有泄放系统，所述泄放系统包括泄放管线、冷却分离系统、火炬系统和原料油回炼系统，所述泄放管线的一端与所述悬浮床加氢反应器的底部相连、另一端连接所述冷却分离系统；当所述悬浮床加氢反应器的温度瞬间上升至超过正常反应温度时，关闭所述悬浮床加氢反应器的进料阀，开启所述冷却分离系统中的泄放阀组，使得所述悬浮床加氢反应器中的物料经由所述泄放管线上的降压孔板降压至0.6-1.0mpa后再排放到所述冷却分离系统中以进行冷却分离处理，得到气相物料和液固相物料，将所述气相物料排放至所述火炬系统，所述液固相物料输送至所述原料油回炼系统，从而实现所述悬浮床加氢反应器的紧急泄放。优选地，所述悬浮床加氢反应器中的物料先进入所述冷却分离系统的泄放罐中，与所述泄放罐中的冲洗油混合以进行冷却，冷却后的得到的液固相物料经所述泄放罐底部连接的泄料管线泄放到所述原料油回炼系统中；冷却后得到的气体经所述泄放罐顶部连接的泄气管线进入紧急泄放气空冷器中冷却并分液，分液后得到的气相物料送入所述火炬系统，分液后得到的液相物料返回所述泄放罐中并最终泄放到所述原料油回炼系统中。与现有技术相比，本发明的上述技术方案具有如下优点：1、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过将部分原料油与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，再对混合料依次进行一级剪切和二级剪切，由此可实现催化剂和原料油的高分散混合，从而配制得到混合均一的催化剂浆液，这样能确保催化剂更好地发挥其加氢催化活性,从而有利于提高原料油的转化率及轻质油收率；而后将该催化剂浆液与剩余原料油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制悬浮床加氢反应器内的操作压力为18～22.5mpa、温度为390～460℃、氢油体积比为800～1500以进行加氢裂化反应，对得到的悬浮床加氢产物进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油，热高分气依次经冷高压分离和冷低压分离后得到冷低分油，热高分油经热低压分离后得到热低分气和热低分油，热低分气与冷低分油再经汽提分离后均转变为干气、石脑油及塔底油，对热低分油进行减压蒸馏，将所得减一线油、减二线油及塔底油送入固定床加氢反应器中再次进行加氢处理，再对固定床加氢产物进行分离，最终得到＜350℃的轻质油品，本发明的工艺根据悬浮床加氢产物的组成和性质采取合理的分离工艺，提前将悬浮床加氢产物中的低沸点组分如氢气、干气、石脑油等分离出来，并将悬浮床加氢产物中的重质组分如减三线油等也先行分离出来，而只将能够转化为轻质油的中质组分如汽提塔底油、热低分气、减一线油、减二线油等送入固定床加氢反应器中再次经加氢裂化和加氢精制处理，不仅大幅降低了固定床的加氢负荷，更重要的是最大限度地提高了轻质油的收率和品质，而且还能有效延长固定床催化剂的使用寿命，有利于整个工艺的节能减排。2、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，采用包含由特定结构的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂所形成的复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物作为悬浮床加氢裂化催化剂，以利用其孔径尺寸分布广泛(大孔占50-60％、中孔占20-30％、余下的为微孔)的特性，有利于催化剂在加氢过程中发挥其催化活性，促进原料油中的大分子化合物裂化并吸附沥青质和胶质等，从而可提高原料油的转化率及轻质油收率。3、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过将原料油与处于流化态的吸附剂兰炭和/或高岭土接触，以利用上述吸附剂的吸附作用有效脱除原料油中的胶质、沥青质及其它固体杂质，避免这些物质在后续加氢过程中发生结焦，从而有利于提高原料油的转化率及轻质油收率。4、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过采用两个串联的反应器，其中一个为悬浮床加氢裂化反应器，另一个为悬浮床加氢稳定反应器，且后者的操作温度较前者低20～50℃，如此可保证裂化、加氢和吸附焦炭这三种反应均能在各自适宜的环境条件下进行，从而有利于提高原料油的转化率及轻质油收率。5、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过在常压下对热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分，再将150℃～250℃馏分(即重石脑油)与石脑油合并，而大于250℃馏分经加热后进行减压蒸馏，由此一则可避免重石脑油在减压炉中大量汽化，使得减压炉的出口温度达不到减压塔的设计进料温度；二则还可避免重石脑油进入减压塔中而导致减压塔的各侧线油品过轻以及塔底残渣不能满足沥青成型的要求，进而确保在获得品质优良的轻质油、蜡油和沥青的同时还能减少下游固定床反应器的能耗。6、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过将减压蒸馏得到的减三线油的80～90wt％与5～20wt％的减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余10～20wt％的减三线油用作热低分洗涤液在对热低压分离产生的油气进行洗涤得到热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，再将30～90wt％的热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液，由此形成了一个从减三线洗涤工艺到热低压分离工艺再返回减压蒸馏工艺的闭合循环洗涤回路，从而可有效分离除去热低分气、减二线油、减一线油和减顶气中的固体颗粒及其它杂质，以降低悬浮床加氢工艺制得的轻质油品的固含量。同时上述工艺由于将减三线油循环回用或用作热低分洗涤油，而避免将其排入减压塔底，由此可保证减压塔底沥青组分具有较高的软化点，提高悬浮床加氢工艺制得的沥青的品质。7、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过将冷高压分离得到的冷高分气用作循环氢，冷高分油再经冷低分压分离后得到的冷低分气与干气混合用作燃料气，由此可进一步降低整个工艺的能耗。8、本发明所述的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，通过在悬浮床加氢反应器底部连接设置泄放系统，使得在悬浮床加氢反应器的温度瞬间上升至超过正常反应温度时，关闭悬浮床加氢反应器的进料阀，开启泄放阀组，以使悬浮床加氢反应器中的物料经由泄放管线上的降压孔板降压至0.6-1.0mpa后再排放到冷却分离系统中进行冷却分离处理，得到气相物料和液固相物料，将气相物料排放至火炬系统，而液固相物料则输送至原料油回炼系统，由此可实现悬浮床加氢反应器的紧急泄放。在紧急泄放时，通过先行快速泄放悬浮床加氢反应器中液固相来避免氢气与液固相的接触，使加氢反应不再发生，从而有效缓解并控制悬浮床加氢反应器内的飞温，由于泄放物料中液相均匀包裹着催化剂颗粒，一定程度上减轻了催化剂颗粒对泄放管道的摩擦，有利于安全泄放，降低能耗和成本，同时还可保证气相能够保留在悬浮床加氢反应器中，避免下一次恢复生产时悬浮床加氢反应器需重新升压过程，免于设备频繁升压降压带来的设备疲劳。附图说明为了更清楚地说明本发明具体实施方式中的技术方案，下面将对具体实施方式中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。图1为本发明提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法的流程图；图2为实施例4中的催化剂浆液配制单元的结构图；图3为原料油预处理单元的结构图；图4为热低压分离器与减压塔的结构图；图5为实施例3中的催化剂浆液配制单元的结构图；其中，附图标记如下所示：1-一级剪切混合子单元，2-次级剪切混合子单元，3-二级剪切混合子单元，4-燃烧炉，5-悬浮床加氢裂化反应器，6-悬浮床加氢稳定反应器，7-热高压分离器，8-第一换热器，9-第二换热器，10-第三换热器，11-空气冷凝器，12-冷高压分离器，13-冷低压分离器，14-热低压分离器，15-汽提塔，16-减压塔；20-第二催化剂进料系统；21-催化剂配制罐；22-催化剂输送罐；23-搅拌器；24-一级粉液剪切混合机；25-二级粉液剪切混合机；26-催化剂循环泵；27-次级粉液剪切混合机；28-第一催化剂进料系统；29-催化剂混合罐；31-油泵；32-吸附装置；33-吸附剂加入装置；34-固液分离装置；35-风机；36-混捏装置；51-溶剂缓冲罐；52-浆液配制罐；53-浆液混合罐；54-搅拌设备；55-固体催化剂进料系统；56-文丘里管；57-剪切混合机；58-溶剂升压泵。具体实施方式下面将结合附图对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。除非另有明确的规定和限定，术语“连通”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。此外，下面所描述的本发明不同实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。下述各实施例中所用的煤焦油的性质如下表1所示：表1煤焦油的性质分析项目数值馏分密度(20℃)，kg/m30.9822馏程，℃(d2287)ibp/10％165/22230％/50％289/33270％/90％366/40795％/ebp430/524硫，％0.13氮，％0.7659c/h83.37/9.16凝点，℃10粘度(100℃)，mm/s23.467残炭，wt％0.47酸值，mgkoh/g0重金属/ppmfe40.47na0.37ni0.0143v0.0252质谱组成，m％沥青质20.2胶质17.2链烷烃10.1环烷烃合计8.2其中：单环/双环3.2/1.0三环/四环2.0/1.4五环/六环0.5/0.1芳烃合计44.3其中：单环/双环10.4/17.3三环/四环9.6/4.4五环/噻吩0.0/2.2未鉴定0.4下述实施例中所用到的渣油的性质如表2所示：表2渣油的性质密度(20℃)，kg/m30.9423残炭，wt％14.52硫，wt％4.51胶质，wt％18.4沥青质，wt％13.2fe，μg/g14ni，μg/g35v，μg/g56下述各实施例中所用的兰炭粉末的性质如表3所示：表3兰炭的性质测试项目单位数值水分mt％≤10灰分ad％≤6挥发分vdaf％5～7弹筒发热量(qb,ad)mj/kg29～31硫st,d％≤0.5固定碳fcad％80～85粒径范围mm0.2～1实施例1如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)选择渣油为本工艺的原料油，取一半量的渣油将其与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余渣油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为18mpa、温度为425℃、氢油体积比为1000以进行加氢裂化反应；(3)步骤(2)反应1.5h后，对得到的悬浮床加氢产物在18mpa、400℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在18mpa、60℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1mpa、60℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1mpa、390℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在90℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(4)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为160℃、230℃、300℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为20mpa、温度为380℃、氢油体积比为800、体积空速为1h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为0.1％，粒径为100μm～200μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：1，所述活性金属为钼、镍、钴和铁；所述复合载体由质量比为1:3:5的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:2混合后，于900℃下通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在100℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为60μm，比表面积为300m2/g，平均孔径为70nm，平均孔容为3cm3/g；所述分子筛为y型分子筛，其平均粒径为1mm，比表面积为300m2/g，平均孔径为5nm；所述催化裂化废催化剂包括质量比为15：55：0.5的y型分子筛、氧化铝及金属(镍、钒和铁)，其平均粒径为150μm，比表面积为300m2/g，平均孔径为3nm。实施例2如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)煤焦油的净化处理向煤焦油中通入空气，使粒径为0.2mm、比表面积为50m2/g的高岭土粉末与煤焦油按质量比为0.1:1进行返混接触并于50℃、0.5mpa进行吸附，每1kg所述高岭土粉末所需的空气的流量为0.5m3/s；待吸附结束后进行沉降分层，收集上层物料，再对该上层物料进行固液分离，收集液相即为净化后的煤焦油；与净化处理前的煤焦油相比，本实施例净化后的煤焦油中残炭值降低至0.1％，降低了79％；沥青质含量降低了76％；胶质降低了80％；重金属杂质降低了51％；(2)将净化后的煤焦油的30％与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(3)将所述催化剂浆液与剩余净化后的煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为20mpa、温度为390℃、氢油体积比为1200以进行加氢裂化反应；(4)步骤(3)反应0.5h后，对得到的悬浮床加氢产物在19mpa、350℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在18.5mpa、50℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.2mpa、40℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.1mpa、350℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在80℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为110℃、250℃、330℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为18mpa、温度为400℃、氢油体积比为1000、体积空速为0.7h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为5％，粒径为50μm～300μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：0.5，所述活性金属为钨、镍、钴和铁；所述复合载体由质量比为5:2:2.75的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:6混合后，于950℃下，通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在150℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为100μm，比表面积为150m2/g，平均孔径为80nm，平均孔容为2cm3/g；所述分子筛为y型分子筛，其平均粒径为2mm，比表面积为200m2/g，平均孔径为6nm；所述催化裂化废催化剂包括质量比为55：15：1的y型分子筛、氧化铝及金属(镍、钒和铁)，其平均粒径为120μm，比表面积为200m2/g，平均孔径为5nm。实施例3如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)配制催化剂浆液选择煤焦油为本工艺的原料油，请参见图5，取一半量煤焦油将其注入至溶剂缓冲罐51，经溶剂缓冲罐51缓冲及溶剂升压泵58增压后进入文丘里管56中，与此同时悬浮床加氢裂化催化剂自固体催化剂进料系统55也进入至文丘里管56内，煤焦油与催化剂在文丘里管56中进行初步混合后再进入浆液配制罐52，在其搅拌设备54的搅拌作用下形成一级浆液，配制罐内温度为90℃，配制罐内为常压；而后一级浆液再经由剪切混合机57和浆液混合罐53的剪切、搅拌、混合最终得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为21.5mpa、温度为440℃、氢油体积比为800以进行加氢裂化反应；(3)步骤(2)反应0.8h后，对得到的悬浮床加氢产物在20mpa、420℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在20mpa、30℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在0.8mpa、50℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在0.8mpa、420℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在85℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为140℃、270℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为21mpa、温度为350℃、氢油体积比为900、体积空速为1.1h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为2％，粒径为5μm～100μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：5，所述活性金属为钨、镍、钴和铁；所述复合载体由质量比为3:4:0.5的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:4混合后，于920℃下，通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在120℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为80μm，比表面积为200m2/g，平均孔径为75nm，平均孔容为2.5cm3/g；所述分子筛为y型分子筛，其平均粒径为3mm，比表面积为250m2/g，平均孔径为8nm；所述催化裂化废催化剂包括质量比为20：55：0.5的y型分子筛、氧化铝、金属(镍、钒和铁)，其平均粒径为100μm，比表面积为250m2/g，平均孔径为6nm。实施例4如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)煤焦油净化处理选择煤焦油为本工艺的原料油，向煤焦油中通入空气，使粒径为0.3mm、比表面积为200m2/g的高岭土粉末与煤焦油按质量比为0.05:1进行返混接触并于75℃进行吸附，每1kg所述高岭土粉末所需的空气的流量为0.9m3/s；待吸附结束后进行沉降分层，分别收集上层物料和下层沉淀，再对该上层物料进行固液分离，收集液相即为净化后的煤焦油，而固相与所述下层沉淀合并后所得的混合物与焦粉按质量比为0.8:1混捏可制得粘结沥青；与净化处理前的煤焦油相比，本实施例净化后的煤焦油中残炭值降低了80％；沥青质含量降低了76.8％；胶质降低了80.7％；重金属杂质降低了52.1％；(2)配制催化剂浆液请参见图2，取一半量的净化后的煤焦油将其注入催化剂配制罐中，当液位达到目标液位时，自动切断进液阀，启动催化剂配制罐的搅拌器，同时启动催化剂循环泵、一级粉液剪切混合机，使得催化剂配制罐内的煤焦油经催化剂循环泵升压后与来自催化剂进料系统的悬浮床加氢裂化催化剂混合并在一级粉液剪切混合机内进行一级剪切混合，而后返回至催化剂配制罐中；从催化剂配制罐中输出的混合料再通入二级粉液剪切混合机内进行二级剪切混合，之后输送到催化剂混合罐内经再次混合后得到催化剂浆液；(3)将所述催化剂浆液与剩余净化后的煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为22.5mpa、温度为405℃、氢油体积比为1500以进行加氢裂化反应；(4)步骤(3)反应1h后，对得到的悬浮床加氢产物在22.5mpa、380℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在20mpa、40℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气用作循环氢，冷高分油在0.5mpa、45℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在0.5mpa、370℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在88℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为130℃、280℃、390℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为19mpa、温度为360℃、氢油体积比为1200、体积空速为1.3h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为7.5％，粒径为150μm～500μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：7，所述活性金属为钼、镍、钴和铁；所述复合载体由质量比为2:2.5:1的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:3混合后，于910℃下，通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在130℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为90μm，比表面积为250m2/g，平均孔径为80nm，平均孔容为3cm3/g；所述分子筛为zsm-5分子筛，其平均粒径为4mm，比表面积为300m2/g，平均孔径为10nm，平均孔容为0.23％；所述催化裂化废催化剂包括质量比为20：40：1的y型分子筛、氧化铝、金属(镍、钒和铁)，其平均粒径为150μm，比表面积为300m2/g，平均孔径为7nm。实施例5如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)选择煤焦油为本工艺的原料油，取60％的煤焦油将其与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢裂化反应器中，控制所述悬浮床加氢裂化反应器内的操作压力为19.5mpa、温度为460℃、氢油体积比为1100以进行加氢裂化反应，2h后得到加氢裂化产物；再将所述加氢裂化产物送入所述悬浮床加氢稳定反应器内，控制所述悬浮床加氢稳定反应器内的操作压力为19.5mpa、温度为440℃、氢油体积比为1100并在悬浮床加氢稳定催化剂的存在下进行加氢精制，1.5h后得到悬浮床加氢产物；(3)对得到的悬浮床加氢产物在19mpa、460℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在19mpa、45℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.5mpa、45℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.5mpa、430℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在82℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(4)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为210℃、290℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为22.5mpa、温度为390℃、氢油体积比为500、体积空速为1.2h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为10％，粒径为30μm～280μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为100：2.5，所述活性金属为钨、镍、钴和铁；所述复合载体由质量比为4:3.5:4的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:4混合后，于920℃下，通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在120℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为80μm，比表面积为200m2/g，平均孔径为75nm，平均孔容为2.5cm3/g；所述分子筛为β分子筛，其平均粒径为2.5mm，比表面积为280m2/g，平均孔径为6nm；所述催化裂化废催化剂包括质量比为20：55：0.5的y型分子筛、氧化铝、铁(镍、钒和铁)，其平均粒径为100μm，比表面积为250m2/g，平均孔径为4nm。在本实施例中，所述悬浮床加氢稳定催化剂是以氧化铝为载体负载有钴、钼和钨的负载型催化剂。实施例6如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)选择渣油为本工艺的原料油，取一半量的渣油将其与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余渣油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为18.5mpa、温度为450℃、氢油体积比为900以进行加氢裂化反应；(3)步骤(2)反应2h后，对得到的悬浮床加氢产物在18.5mpa、440℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在18mpa、50℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.4mpa、50℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.3mpa、410℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在86℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(4)在常压下对所述热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分，所述150℃～250℃馏分与所述石脑油合并，而所述大于250℃馏分经加热后进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为120℃、200℃、370℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为18.5mpa、温度为410℃、氢油体积比为1500、体积空速为0.5h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为1％，粒径为200μm～500μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂由复合载体及负载于所述复合载体上的活性金属氧化物组成，所述复合载体和所述活性金属氧化物中的活性金属的质量比为10：1，所述活性金属为钨、镍和钴；所述复合载体由质量比为2.5:3.5:1.5的兰炭扩孔材料、分子筛和催化裂化废催化剂组成，其中：所述兰炭扩孔材料是通过将兰炭和碳酸钠按质量比为1:2混合后，于900℃下通过水蒸气活化0.5h，再将扩孔后样品经酸洗、水洗后，离心分离，在100℃下进行干燥3h后得到，其平均粒径为60μm，比表面积为300m2/g，平均孔径为70nm，平均孔容为3cm3/g；所述分子筛为y型分子筛，其平均粒径为1mm，比表面积为300m2/g，平均孔径为5nm；所述催化裂化废催化剂包括质量比为15：55：0.5的y型分子筛、氧化铝及金属(镍、钒和铁)，其平均粒径为150μm，比表面积为300m2/g，平均孔径为3nm。实施例7如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)选择渣油为本工艺的原料油，取40％的渣油将其与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余渣油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为20.5mpa、温度为400℃、氢油体积比为1200以进行加氢裂化反应；(3)步骤(2)反应1h后，对得到的悬浮床加氢产物在19mpa、350℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在18.5mpa、50℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.2mpa、40℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.1mpa、350℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在80℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(4)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为150℃、260℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，将80wt％的所述减三线油与10wt％的所述减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余20wt％的所述减三线油用作热低分洗涤液在对所述热低压分离产生的油气进行洗涤得到所述热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，将30wt％的所述热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液；剩余90wt％的所述减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为20mpa、温度为450℃、氢油体积比为1000、体积空速为0.7h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为6.5％，粒径为350μm～500μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂的组成同本发明实施例2。本实施例分别测试了热低压分离器进料口、热低分气出口、热低分洗涤油集油箱出口、热低分油出口、减顶气出口、减一线油出口、减二线油出口、减三线油出口及塔底油出口处物料中的固体成分及含量，结果如表4所示。表4各进口及出口处物料中的固体成分及含量从表4可以看出，在热低分进料中含有10％悬浮床加氢催化剂、20％沥青质、15％胶质、1％金属和1％灰分的情况下，采用本实施例步骤(4)中的分离工艺可确保热低分气出口、减顶气出口、减一线油出口、减二线油出口处的物料具有相当低的固含量，由此说明本发明所述的分离工艺能够显著提高悬浮床加氢工艺制得的轻质油品的品质。实施例8如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)煤焦油的净化处理向煤焦油中通入空气，使粒径为0.2mm、比表面积为100m2/g的兰炭粉末与煤焦油按质量比为0.15:1进行返混接触并于60℃、0.8mpa进行吸附，每1kg所述兰炭粉末所需的空气的流量为0.6m3/s；待吸附结束后进行沉降分层，分别收集上层物料和下层沉淀，再对该上层物料进行固液分离，收集液相即为净化后的煤焦油，而固相与所述下层沉淀合并后所得的混合物与焦粉按质量比为1:1混捏可制得粘结沥青；与净化处理前的煤焦油相比，本实施例净化后的煤焦油中残炭值降低至0.11％，降低了80％；沥青质含量降低了78％；胶质降低了80％；重金属杂质降低了52％；(2)配制催化剂浆液取一半量煤焦油将其注入至溶剂缓冲罐51，经溶剂缓冲罐51缓冲及溶剂升压泵58增压后进入文丘里管56中，与此同时悬浮床加氢裂化催化剂自固体催化剂进料系统55也进入至文丘里管56内，煤焦油与催化剂在文丘里管56中进行初步混合后再进入浆液配制罐52，在其搅拌设备54的搅拌作用下形成一级浆液，配制罐内温度为90℃，配制罐内为常压；而后一级浆液再经由剪切混合机57和浆液混合罐53的剪切、搅拌、混合最终得到催化剂浆液；(3)悬浮床加氢将所述催化剂浆液与剩余净化后的煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢裂化反应器中，控制所述悬浮床加氢裂化反应器内的操作压力为20.5mpa、温度为430℃、氢油体积比为1000以进行加氢裂化反应，1h后得到加氢裂化产物；再将所述加氢裂化产物送入所述悬浮床加氢稳定反应器内，控制所述悬浮床加氢稳定反应器内的操作压力为20.5mpa、温度为380℃、氢油体积比为1100并在悬浮床加氢稳定催化剂的存在下进行加氢精制，1h后得到悬浮床加氢产物；(4)对得到的悬浮床加氢产物在20mpa、380℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在20mpa、50℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.1mpa、50℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1mpa、380℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在85℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)对所述热低分油进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为120℃、260℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，减三线油用作自身洗油循环，减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为20mpa、温度为350℃、氢油体积比为1100、体积空速为1.1h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为6.3％，粒径为80μm～440μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂及悬浮床加氢稳定催化剂的组成均与本发明实施例5相同。实施例9如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)选择渣油为本工艺的原料油，取一半量的渣油将其与悬浮床加氢裂化催化剂混合形成混合料，对所述混合料依次进行一级剪切和二级剪切，得到催化剂浆液；(2)将所述催化剂浆液与剩余渣油及氢气混合后送入悬浮床加氢反应器中，控制所述悬浮床加氢反应器内的操作压力为19mpa、温度为460℃、氢油体积比为1000以进行加氢裂化反应；(3)步骤(2)反应2h后，对得到的悬浮床加氢产物在18mpa、450℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在18mpa、40℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.3mpa、40℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.3mpa、410℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在82℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(4)在常压下对所述热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分，所述150℃～250℃馏分与所述石脑油合并，而所述大于250℃馏分经加热后进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为130℃、240℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，将90wt％的所述减三线油与5wt％的所述减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余10wt％的所述减三线油用作热低分洗涤液在对所述热低压分离产生的油气进行洗涤得到所述热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，将60wt％的所述热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液；剩余95wt％的所述减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为18.5mpa、温度为450℃、氢油体积比为1200、体积空速为1.3h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为3.5％，粒径为300μm～480μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂的组成同本发明实施例3。实施例10如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)煤焦油的净化处理向煤焦油中通入空气，使粒径为0.2mm、比表面积为500m2/g的兰炭粉末与煤焦油按质量比为0.08:1进行返混接触并于100℃、0.2mpa进行吸附，每1kg所述兰炭粉末所需的空气的流量为0.7m3/s；待吸附结束后进行沉降分层，分别收集上层物料和下层沉淀，再对该上层物料进行固液分离，收集液相即为净化后的煤焦油，而固相与所述下层沉淀合并后所得的混合物与焦粉按质量比为0.8:1混捏可制得粘结沥青；与净化处理前的煤焦油相比，本实施例净化后的煤焦油中残炭值降低至0.1％，降低了81％；沥青质含量降低了80％；胶质降低了79％；重金属杂质降低了51％；(2)配制催化剂浆液请参见图2，取一半量的净化后的煤焦油将其注入催化剂配制罐中，当液位达到目标液位时，自动切断进液阀，启动催化剂配制罐的搅拌器，同时启动催化剂循环泵、一级粉液剪切混合机，使得催化剂配制罐内的煤焦油经催化剂循环泵升压后与来自催化剂进料系统的悬浮床加氢裂化催化剂混合并在一级粉液剪切混合机内进行一级剪切混合，而后返回至催化剂配制罐中；从催化剂配制罐中输出的混合料再依次通入次级分液剪切混合机和催化剂输送罐中进行次级剪切混合；最后再进入二级粉液剪切混合机内进行二级剪切混合，并输送到催化剂混合罐内经再次混合后得到催化剂浆液；(3)悬浮床加氢将所述催化剂浆液与剩余净化后的煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢裂化反应器中，控制所述悬浮床加氢裂化反应器内的操作压力为20mpa、温度为450℃、氢油体积比为1200以进行加氢裂化反应，1.5h后得到加氢裂化产物；再将所述加氢裂化产物送入所述悬浮床加氢稳定反应器内，控制所述悬浮床加氢稳定反应器内的操作压力为20mpa、温度为410℃、氢油体积比为1200并在悬浮床加氢稳定催化剂的存在下进行加氢精制，1.5h后得到悬浮床加氢产物；(4)对得到的悬浮床加氢产物在20mpa、400℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在20mpa、60℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.4mpa、50℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.3mpa、380℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在85℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)在常压下对所述热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分，所述150℃～250℃馏分与所述石脑油合并，而所述大于250℃馏分经加热后进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为120℃、260℃、350℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，将85wt％的所述减三线油与20wt％的所述减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余15wt％的所述减三线油用作热低分洗涤液在对所述热低压分离产生的油气进行洗涤得到所述热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，将90wt％的所述热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液；剩余80wt％的所述减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为18.5mpa、温度为440℃、氢油体积比为1000、体积空速为1.5h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为5.9％，粒径为250μm～500μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂及悬浮床加氢稳定催化剂的组成均与本发明实施例5相同。实施例11如图1所示，本实施例提供的利用悬浮床加氢工艺实现重油轻质化的方法，包括如下步骤：(1)煤焦油的净化处理向煤焦油中通入空气，使粒径为0.2mm、比表面积为300m2/g的兰炭粉末与煤焦油按质量比为0.2:1进行返混接触并于80℃、1mpa进行吸附，每1kg所述兰炭粉末所需的空气的流量为0.8m3/s；待吸附结束后进行沉降分层，分别收集上层物料和下层沉淀，再对该上层物料进行固液分离，收集液相即为净化后的煤焦油，而固相与所述下层沉淀合并后所得的混合物与焦粉按质量比为0.9:1混捏可制得粘结沥青；与净化处理前的煤焦油相比，本实施例净化后的煤焦油中残炭值降低至0.12％，降低了83％；沥青质含量降低了81％；胶质降低了80％；重金属杂质降低了50％；(2)配制催化剂浆液取一半量的净化后的煤焦油将其注入催化剂配制罐中，当液位达到目标液位时，自动切断进液阀，启动催化剂配制罐的搅拌器，同时启动催化剂循环泵、一级粉液剪切混合机，使得催化剂配制罐内的煤焦油经催化剂循环泵升压后与来自催化剂进料系统的悬浮床加氢裂化催化剂混合并在一级粉液剪切混合机内进行一级剪切混合，而后返回至催化剂配制罐中；从催化剂配制罐中输出的混合料再通入二级粉液剪切混合机内进行二级剪切混合，之后输送到催化剂混合罐内经再次混合后得到催化剂浆液；(3)悬浮床加氢将所述催化剂浆液与剩余净化后的煤焦油及氢气混合后送入悬浮床加氢裂化反应器中，控制所述悬浮床加氢裂化反应器内的操作压力为20.8mpa、温度为430℃、氢油体积比为1300以进行加氢裂化反应，1.5h后得到加氢裂化产物；再将所述加氢裂化产物送入所述悬浮床加氢稳定反应器内，控制所述悬浮床加氢稳定反应器内的操作压力为20.8mpa、温度为400℃、氢油体积比为1300并在悬浮床加氢稳定催化剂的存在下进行加氢精制，1h后得到悬浮床加氢产物；(4)对得到的悬浮床加氢产物在20.5mpa、400℃下进行热高压分离，分别收集热高分气和热高分油；所述热高分气依次与原料油、冷氢、冷低分油和空气换热后，在20mpa、50℃下进行冷高压分离，得到冷高分气和冷高分油，冷高分气可用作循环氢，冷高分油在1.5mpa、50℃下进行冷低压分离，得到冷低分气和冷低分油，冷低分气可作为燃料使用，冷低分油则送入汽提塔；所述热高分油在1.4mpa、380℃下进行热低压分离，得到热低分气和热低分油，热低分气进入汽提塔与所述冷低分油一起在90℃下分离得到干气、石脑油及塔底油；(5)在常压下对所述热低分油进行蒸馏处理，分别收集150℃～250℃馏分和大于250℃馏分，所述150℃～250℃馏分与所述石脑油合并，而所述大于250℃馏分经加热后进行减压蒸馏，设定减一线、减二线、减三线的操作温度分别为150℃、270℃、370℃，分别得到减一线油(主要馏分为轻蜡油和重柴油)、减二线油(主要馏分为蜡油)、减三线油(主要馏分为蜡油)及残渣，其中：残渣用于生产沥青，将88wt％的所述减三线油与15wt％的所述减二线油合并后作为减三线洗涤液，剩余12wt％的所述减三线油用作热低分洗涤液在对所述热低压分离产生的油气进行洗涤得到所述热低分气的同时还得到热低分洗涤回收液，将70wt％的所述热低分洗涤回收液循环用作热低分洗涤液；剩余85wt％的所述减二线油经热能回收后与减一线油及汽提塔塔底油一起送入固定床加氢反应器中再次进行加氢裂化和精制，控制所述固定床加氢反应器内的操作压力为20.5mpa、温度为450℃、氢油体积比为1000、体积空速为1.3h-1，而后对固定床加氢产物进行分离，得到＜350℃的轻质油品，并对尾油进行回炼处理。在本实施例的所述催化剂浆液中，所述悬浮床加氢裂化催化剂的质量百分含量为8.1％，粒径为300μm～490μm；所述悬浮床加氢裂化催化剂及悬浮床加氢稳定催化剂的组成均与本发明实施例5相同。在本实施例中，在两个悬浮床加氢反应器的底部均连接设置有泄放系统，所述泄放系统包括泄放管线、冷却分离系统、火炬系统和原料油回炼系统，所述泄放管线的一端与所述悬浮床加氢反应器的底部相连、另一端连接所述冷却分离系统；在悬浮床加氢过程中，当悬浮床加氢反应器的温度瞬间上升至超过正常反应温度时，关闭所述悬浮床加氢反应器的进料阀，开启所述冷却分离系统中的泄放阀组，使得所述悬浮床加氢反应器中的物料经由所述泄放管线上的降压孔板降压至1.0mpa后再排放到所述冷却分离系统的泄放罐中，与所述泄放罐中的冲洗油混合以进行冷却，冷却后的得到的液固相物料经所述泄放罐底部连接的泄料管线泄放到所述原料油回炼系统中；冷却后得到的气体经所述泄放罐顶部连接的泄气管线进入紧急泄放气空冷器中冷却并分液，分液后得到的气相物料送入所述火炬系统，分液后得到的液相物料返回所述泄放罐中并最终泄放到所述原料油回炼系统中，从而可确保悬浮床加氢反应器的紧急泄放。实施例12本实施例提供了一种利用悬浮床加氢技术实现重油轻质化的装置，如图1所示，包括顺次连接的原料油预处理单元、催化剂浆液配制单元、悬浮床加氢单元、分离单元和固定床加氢单元，其中：请参见图3，原料油预处理单元包括至少一个吸附装置32、风机35、固液分离装置34和混捏装置36，在所述吸附装置32的下部设置有进油口和进气口，与所述吸附装置的进油口相连有油泵31，在所述吸附装置32的上部设置有出油口、出气口及吸附剂入口，与所述吸附剂入口相连设置有吸附剂加入装置33，其具体为吸附剂加入槽；所述风机35设置有抽气口和排气口，所述抽气口与所述吸附装置32的出气口连通，所述排气口与所述吸附装置32的进气口相连；固液分离装置34设置有进口、固相出口和液相出口，所述进口与所述吸附装置32的出油口相连通，所述液相出口与所述第一溶剂入口和/或所述第二溶剂入口相连；所述混捏装置36的进料口分别与设置在所述吸附装置32底部的排渣口、所述固液分离装置34的固相出口连通。在本实施例中，如图3所示，吸附装置32为吸附塔，吸附塔的个数为2个，当前一个吸附塔达到吸附饱和后，可切换为后一个吸附塔进行吸附，并在其进行吸附的过程中，向前一个吸附塔中加入吸附剂，待后一个吸附塔达到吸附饱和后，可在切换至前一个吸附塔进行吸附，如此循环进行，简单方便。本实施例中的固液分离装置34为离心机，当然在其它实施例中固液分离装置34还可以是过滤机，如板框式过滤机或自动反冲洗式过滤机。催化剂浆液配制单元包括一级剪切混合子单元1、次级剪切混合子单元2和二级剪切混合子单元3，请参见图2，在本实施例中，所述一级剪切混合子单元1包括催化剂配制罐21、催化剂循环泵26、一级粉液剪切混合机24及第一催化剂进料系统28，所述催化剂配制罐的侧壁分别设有第一溶剂入口和第一浆液入口、底部设有第一浆液出口，所述第一浆液出口通过所述催化剂循环泵26与所述一级粉液剪切混合机24的进液口相连，所述一级粉液剪切混合机24的固料入口连通所述第一催化剂进料系统28，所述一级粉液剪切混合机24的出浆口与所述第一浆液入口相连；所述次级剪切混合子单元2包括催化剂输送罐22、次级粉液剪切混合机27及第二催化剂进料系统20及所述催化剂循环泵26，所述催化剂输送罐22的侧壁分别设有第二溶剂入口和第二浆液入口、底部设有第二浆液出口，所述次级粉液剪切混合机27的进液口通过所述催化剂循环泵26与所述第二浆液出口或所述第一浆液出口相连，所述次级粉液剪切混合机27的固料入口连通所述第二催化剂进料系统20，所述次级粉液剪切混合机27的出浆口与所述第二浆液入口相连，所述第二浆液出口还通过所述二级粉液剪切混合机25与所述催化剂混合罐29相连；所述二级剪切混合子单元3包括二级粉液剪切混合机25和催化剂混合罐29，所述第一浆液出口通过所述二级粉液剪切混合机25与所述催化剂混合罐29相连；在所述催化剂配制罐21、所述催化剂输送罐22和所述催化剂混合罐9的下部均设置有搅拌器23，所述搅拌器23包括两层螺旋搅拌桨。如图1所示，悬浮床加氢单元包括串联的悬浮床加氢裂化反应器5和悬浮床加氢稳定反应器6，所述悬浮床加氢裂化反应器5的浆液进口与所述催化剂混合罐29的出料口相连，所述悬浮床加氢稳定反应器6的浆液出口连通所述热高压分离器7的进料口。分离单元包括热高压分离器7、热低压分离器14、冷高压分离器12、冷低压分离器13、汽提塔15、常压塔、减压塔16及换热单元；其中，所述热高压分离器7的热高分气出口与所述冷高压分离器13的进料口相连，所述热高压分离器7的热高分油出口与所述热低压分离器14的进料口相连；所述冷高压分离器12的冷高分油出口与所述冷低压分离器13的进料口相连，所述冷低压分离器13的冷低分油出口与所述汽提塔15的进料口连接；所述热低压分离器14的热低分气出口连通所述汽提塔15的进料口，所述热低压分离器14的热低分油出口与所述常压塔的进料口相连，所述常压塔的底部设置常渣出口，所述常渣出口通过吸附罐与所述减压塔16的进料口相连，在所述常压塔的顶部还设置有排气口，所述排气口连通重石脑油集油箱；所述换热单元包括依次串联的第一换热器8、第二换热器9、第三换热器10和空冷器11，所述热高分气在所述第一换热器8中与原料油换热，所述热高分气在所述第二换热器9中与冷氢换热，所述热高分气在第三换热器10中与所述冷低分气换热；请参见图4，在所述热低压分离器14内设置有热低分洗涤段，所述热低分洗涤段位于所述热低压分离器14的进料口与所述热低分气出口之间，所述热低分洗涤段设有热低分洗涤液入口和热低分洗涤油出口，所述热低分洗涤油出口分别与所述热低分洗涤液入口和所述热低分油出口相连接；所述减压塔16的顶部和底部分别设有减顶气出口和减底油出口，在所述减压塔16的侧壁上还设置有入料口，所述入料口通过燃烧炉4与所述热低分油出口连通；在所述减压塔内且位于所述入料口的上方自上而下依次设有减一线洗涤段、减二线洗涤段和减三线洗涤段，其中：所述减三线洗涤段设有减三线洗涤液入口和减三线油出口，所述减三线油出口分别与所述减三线洗涤液入口、所述热低分洗涤液入口及减三线油收集装置相连通；所述减二线洗涤段设有减二线洗涤液入口和减二线油出口，所述减二线油出口分别与所述减二线洗涤液入口、所述减三线洗涤油入口及减二线油收集装置相连接；所述减一线洗涤段设有减一线洗涤液入口和减一线油出口，所述减一线油出口分别与所述减一线洗涤液入口和减一线油收集装置连接；与减底油出口连接设置有沥青成型装置。在本实施例中，所述热低分洗涤段、所述减一线洗涤段、所述减二线洗涤段和所述减三线洗涤段均包括从上至下依次设置的洗涤液分布器、填料及洗涤油集油箱，在所述洗涤油集油箱的底部设有一斜面，所述斜面与水平方向的夹角为5～30°，所述热低分洗涤油出口、所述减一线油出口、所述减二线油出口和所述减三线油出口均设置于各自相应的洗涤油集油箱的斜面最低处，以保证固体颗粒不会在洗涤油集油箱内沉积。固定床加氢单元包括固定床加氢反应器和分离塔，所述固定床加氢反应器的进料口分别与所述汽提塔15的塔底油出口、所述减压塔16的减一线油出口和减二线油出口相连，所述固定床加氢反应器的出料口连通所述分离塔，所述分离塔设置有轻质油出口及尾油出口。在另一实施例中，如图5所示，所述一级剪切混合子单元1包括溶剂升压泵58、文丘里管56、固体催化剂进料系统55和浆液配制罐52；所述文丘里管56的一端为溶剂进口、另一端为出浆口，在所述文丘里管56的侧壁上设置催化剂入口，所述催化剂入口与所述固体催化剂进料系统55相连，所述溶剂进口连通所述溶剂升压泵58，与所述溶剂升压泵58的入口还连接设置有溶剂缓冲罐；所述浆液配制罐52的侧壁分别设有溶剂入口和浆液入口、底部设有浆液出口，所述浆液入口连接所述文丘里管56的出浆口；所述二级剪切混合子单元2包括剪切混合机57和浆液混合罐53，所述浆液配制罐52的浆液出口通过所述剪切混合机57与所述浆液混合罐53相连；在所述浆液配制罐52和所述浆液混合罐53的下部均设置有搅拌设备54，所述搅拌设备54包括两层螺旋搅拌桨，所述搅拌设备的主轴转速为100～300r/min。对比例1本对比例为中国专利文献cn104388117a所公开的重油加氢裂化生产高品质燃料油的方法，具体参见其说明书第29段。工艺效果评价按下述公式计算本发明上述实施例3、8、9、10及对比例1所述工艺的原料油转化率、轻质油收率及生焦率以进行工艺效果评价，结果如表5所示。原料油转化率＝小于524℃组分质量(含气)/原料油质量×100％；轻质油收率＝小于350℃馏分段质量/原料油质量×100％；生焦率＝甲苯不溶物质量/原料油质量×100％；蜡油收率＝350～524℃馏分段的质量/原料油质量×100％。表5原料油转化率/wt％轻质油收率/wt％蜡油收率/wt％生焦率/wt％实施例394.860.234.21.53实施例895.465.729.31.37实施例997.767.627.11.08实施例1098.870.825.11.67对比例190.255.628.45.25本发明上述实施例8-10及对比例1所述工艺制得的轻质油的品质如表6所示：表6轻质油的品质本发明上述实施例8-10及对比例1所述工艺制得的沥青的收率及品质如表7所示：表7沥青的收率及品质针入度延度(cm)软化点(℃)收率(％)实施例89249443.1实施例98844474.0实施例108642483.5对比例195534213.1显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。当前第1页12