一种蜡油加氢方法和系统与流程

本发明涉及石油炼制领域，具体涉及一种蜡油加氢方法和系统。

背景技术：

流化催化裂化（fcc）是重质油轻质化的重要手段之一，但是随着催化裂化加工原料的劣质化和重质化，其操作条件越来越苛刻，轻质产品收率和产品性质变差，而催化裂化原料加氢处理技术不仅可以除去硫、氮、金属等杂质的含量，还可改善进料的裂化性能，降低fcc操作苛刻度，改善产品分布，提高目的产品选择性，降低干气和焦炭产率，提高fcc装置的经济性，降低目的产品硫含量，减少再生烟气中sox及nox含量等。催化裂化轻循环油（lco）中有一定含量的硫和氮，均以有机化合物的形式存在，而且芳烃含量高，尤其是两环以上芳烃的含量高，通常催化裂化轻循环油直接循环回催化裂化装置内继续转化，或者进入加氢处理装置加氢后再进入催化裂化装置，或者进入其他装置加工，或者直接作为产品。

cn103773495a、cn101875856a、cn102465035a和cn1896192a公开了蜡油加氢处理工艺中掺炼催化裂化轻循环油的工艺技术，主要目的是生产优质催化裂化原料，或者让催化裂化轻循环油在蜡油加氢处理装置与催化裂化装置间循环的耦合技术，实现催化裂化装置的清洁生产，但是由于蜡油与催化裂化轻循环油混合后直接加氢，催化裂化轻循环油的加氢深度不能有效控制，只能以混合加氢产物（催化裂化原料）的硫含量或者氮含量作为控制目标，不利于以催化裂化轻循环油生产优质汽油的有效控制。

综上所述，对比现有的催化裂化轻循环油加氢技术和蜡油加氢处理技术，通常都是催化裂化轻循环油直接掺炼至蜡油加氢处理装置中进行加氢，混合加氢后得到的加氢蜡油和加氢催化裂化轻循环油共同作为催化裂化装置的原料，即催化裂化轻循环油加氢后再返回催化裂化装置，由于不刻意控制催化裂化轻循环油的加氢深度，催化裂化汽油的质量并没有达到最好，而且，目前还没有反应物料耦合的组合加工技术。

技术实现要素：

针对上述现有技术的不足，本发明提供一种蜡油加氢方法和系统。本发明将蜡油原料油和催化裂化轻循环油通过加氢处理和加氢精制的组合工艺，可以生产优质的催化裂化原料，且工艺灵活，能耗低。

为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种蜡油加氢方法，包括如下步骤：

（1）在第一加氢处理条件下，将蜡油原料油、含氢气体与第一加氢处理催化剂接触，得到第一加氢处理物流，将所述第一加氢处理物流分为第一加氢处理物流a和第一加氢处理物流b两部分，将所述第一加氢处理物流a进行气液分离，得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流；

（2）在第二加氢处理条件下，将第一加氢处理物流b、第一加氢处理液相物流、含氢气体与第二加氢处理催化剂接触，得到加氢处理生成物流；

（3）在加氢精制条件下，将第一加氢处理气相物流、催化裂化轻循环油与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应，得到加氢精制生成物流。

优选地，该方法还包括将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分，所述切割的温度为245-300℃；步骤（3）包括：在第一加氢精制条件下，将第一加氢处理气相物流、重馏分、含氢气体和第一加氢精制催化剂接触进行第一加氢精制反应，得到第一加氢精制物流；在第二加氢精制条件下，将所述第一加氢精制物流、轻馏分、含氢气体和第二加氢精制催化剂接触进行第二加氢精制反应。进一步优选地，第二加氢精制反应的温度低于第一加氢精制反应的温度，更进一步优选地，第二加氢精制反应的温度比第一加氢精制反应的温度低5-20℃（更优选低10-20℃）。采用该种优选实施方式，满足硫含量的要求的前提下，更有利于控制芳烃加氢深度得到更多的单环芳烃。

本发明第二方面提供一种蜡油加氢系统，该系统包括：

第一加氢处理单元；

气液分离器，所述气液分离器用于对经过第一加氢处理单元得到的第一加氢处理物流的一部分进行气液分离，得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流；

第二加氢处理单元，第一加氢处理物流的剩余部分、第一加氢处理液相物流在第二加氢处理单元中进行第二加氢处理，得到加氢处理生成物流；

催化裂化轻循环油供应单元，所述催化裂化轻循环油供应单元用于提供催化裂化轻循环油；

加氢精制单元，所述催化裂化轻循环油供应单元提供的催化裂化轻循环油和所述第一加氢处理气相物流在加氢精制单元中进行加氢精制得到加氢精制生成物流。

优选地，加氢精制单元包括串联设置的第一加氢精制单元和第二加氢精制单元；该系统还包括：设置在第一加氢精制单元和催化裂化轻循环油供应单元之间的催化裂化轻循环油分馏塔，催化裂化轻循环油分馏塔用于将催化裂化轻循环油供应单元提供的催化裂化轻循环油切割为轻馏分和重馏分；所述重馏分和所述第一加氢处理气相物流在第一加氢精制单元中进行加氢精制得到第一加氢精制物流；第一加氢精制物流和所述轻馏分在第二加氢精制单元中进行加氢精制得到所述加氢精制生成物流。

产品质量、环保要求、工艺操作等的要求都对催化裂化装置的原料油性质进行了限制，尤其是硫含量的限制，而且由于原料油组成的不同，催化裂化产品的分布和性质也有较大的差别。本发明的发明人在研究过程中发现，催化裂化轻循环油的芳烃加氢饱和深度对催化裂化汽油产品质量的影响较大，尤其是汽油中单环芳烃是高辛烷值组分，增加加氢催化裂化轻循环油中单环芳烃的含量即可增加催化裂化汽油的辛烷值。本发明的发明人进一步研究发现，通过从部分第一加氢处理物流中抽出气相物流可以提高后续产品中单环芳烃的含量，推测其原因可能是由于抽出的气相物流中含有一定浓度的硫化氢和氨，其抑制作用相当于降低了催化剂的活性，在加氢精制条件下，刚好可以控制催化裂化轻循环油的加氢深度，在满足硫含量要求的前提下将催化裂化轻循环油中的两环芳烃和多环芳烃加氢至单环芳烃，而不是加氢深度过度生成环烷烃，或者加氢深度不足生成两环芳烃，这样加氢精制后的产物再次进入到催化裂化装置时可以提高催化裂化汽油中芳烃的含量，从而提高催化裂化汽油的辛烷值。另外，采用本发明提供的工艺减少了硫化氢和氨对第二加氢处理催化剂产生的不利影响，更有利于提高第二加氢处理催化剂的使用寿命。

与现有技术相比较，本发明蜡油加氢方法和系统的优点在于：

1、本发明中，至少进行两步加氢处理，通过在两步加氢处理之间进行气液分离，将其中一部分加氢处理气相物料抽取步骤，可实现对加氢处理物料股的有效分配，再使所得到的物料经过加氢组合工艺，从而可以根据需要生产不同规格的目的产品。而在现有技术中，加氢精制技术和加氢处理技术单独使用，因此通常只能获得一种加氢工艺的目的产品。

2、本发明通过在两步加氢处理之间进行气液分离，将蜡油原料油经过加氢处理的加氢处理气相物流抽出，并将其与催化裂化轻循环油共同送入单独进行的加氢精制反应，由于抽出的气相物流中含有硫化氢和氨，不利于催化裂化轻循环油的加氢脱硫反应，其抑制作用相当于降低了催化剂的活性，在加氢精制条件下，刚好可以控制催化裂化轻循环油的加氢深度，在满足硫含量要求的前提下将催化裂化轻循环油中的两环芳烃和多环芳烃加氢至单环芳烃，而不是加氢深度过度生成环烷烃，或者加氢深度不足生成两环芳烃，这样加氢精制后的产物再次进入到催化裂化装置时可以提高催化裂化汽油中芳烃的含量，从而提高催化裂化汽油的辛烷值；而对于加氢处理部分来说，因为抽出了第一加氢处理过程中，含有加氢脱硫和加氢脱氮反应生产的硫化氢和氨气部分，剩余物流与含氢气体混合后相当于减少了第二加氢处理过程的硫化氢分压和氨分压，也就是降低了对后续加氢处理催化剂活性中心的抑制，或者说提高了第二加氢处理催化剂的活性，降低了第二加氢处理操作的苛刻度。

3、本发明中，在两步加氢处理之间抽出的气相物流本身具有很高的温度和压力，其与换热后的催化裂化轻循环油混合后可以直接进行单独的加氢精制反应，从而充分利用这股部分加氢处理气相物料所携带的热量，实现加氢处理与加氢精制的耦合操作。

4、本发明中，加氢处理反应系统和加氢精制反应系统的操作压力可以相同，加氢处理反应系统和加氢精制反应系统可共用一套分离和分馏单元，可以大幅度节省设备投资和操作费用。

附图说明

图1是本发明实施例1提供的一种具体实施方式的蜡油加氢系统示意图；

图2是本发明实施例4提供的一种具体实施方式的蜡油加氢系统示意图；

图3是本发明实施例5提供的一种具体实施方式的蜡油加氢系统示意图。

附图标记说明

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明第一方面提供一种蜡油加氢方法，包括如下步骤：

（1）在第一加氢处理条件下，将蜡油原料油、含氢气体与第一加氢处理催化剂接触，得到第一加氢处理物流，将所述第一加氢处理物流分为第一加氢处理物流a和第一加氢处理物流b两部分，将所述第一加氢处理物流a进行气液分离，得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流；

（2）在第二加氢处理条件下，将第一加氢处理物流b、第一加氢处理液相物流、含氢气体与第二加氢处理催化剂接触，得到加氢处理生成物流；

（3）在加氢精制条件下，将第一加氢处理气相物流、催化裂化轻循环油与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应，得到加氢精制生成物流。

根据本发明，优选地，所述蜡油原料油的初馏点为100-400℃，终馏点为405-650℃。例如，所述蜡油原料油的初馏点为320-345℃，终馏点为550-620℃。

所述蜡油原料油可以选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、煤焦油、煤直接液化油、煤间接液化油、合成油和页岩油中的至少一种。

所述含氢气体是指能够提供氢气的气体，其可以为新鲜氢气、循环氢，还可以为富氢气体。本发明步骤（1）和步骤（2）中所述的含氢气体可以相同也可以不同。本领域技术人员在了解了本发明的技术方案之后能够清楚地理解本发明中所述的含氢气体。

根据本发明，所述第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂可以为本领域常规使用的各种加氢处理催化剂，优选地，所述第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂各自独立地含有载体和活性组分，所述活性组分选自第vib族和/或第viii族金属元素中的至少一种，所述载体为氧化铝和/或含硅氧化铝。第vib族金属元素一般为mo和/或w，第viii族金属元素一般为co和/或ni。

优选地，以第一加氢处理催化剂的总量为基准，以氧化物计，第vib族金属元素的含量为10-35重量%，第viii族金属元素的含量为3-15重量%。进一步优选地，第一加氢处理催化剂的比表面积为100-650m²/g，孔容为0.15-0.6ml/g。

优选地，以第二加氢处理催化剂的总量为基准，以氧化物计，第vib族金属元素的含量为10-35重量%，第viii族金属元素的含量为3-15重量%。进一步优选地，第二加氢处理催化剂的比表面积为100-650m²/g，孔容为0.15-0.6ml/g。

所述第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂可以通过商购得到，也可以通过制备得到。本发明中所述第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂各自独立地包括但不限于抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996，ff-16、ff-24、ff-26、ff-36、ff-46、ff-56加氢处理催化剂、uop公司的hc-k、hc-p催化剂、topsoe公司的tk-555、tk-565催化剂、akzo公司的kf-847、kf-848催化剂。

本发明中所述第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂可以相同，也可以不同。

所述第一加氢处理条件和第二加氢处理条件可采用常规的操作条件，例如：所述第一加氢处理条件和第二加氢处理条件各自独立地包括：反应压力为3-19mpa，反应温度为300-450℃，液时体积空速0.2-6h^-1，氢油体积比为100-2000：1，优选地，所述第一加氢处理条件和第二加氢处理条件各自独立地包括：反应压力4-17mpa，反应温度为320-420℃，液时体积空速0.4-4h^-1，氢油体积比为400-1500：1，进一步优选地，所述第一加氢处理条件和第二加氢处理条件各自独立地包括：反应压力6-17mpa，反应温度为350-385℃，液时体积空速0.8-4h^-1，氢油体积比为700-1500：1。所述第一加氢处理条件和第二加氢处理条件可以相同，也可以不同。

根据本发明，为了更好的保护第一加氢处理催化剂，优选地，该方法还包括：先将蜡油原料油与加氢保护剂接触，然后与所述第一加氢处理催化剂接触。该种优选实施方式更有利于延长第一加氢处理催化剂的使用寿命。具体地，可以将加氢保护剂装填在第一加氢处理催化剂床层的上部。本发明对所述加氢保护剂没有具体的要求，可以为本领域常规使用的各种加氢保护剂，例如可以为抚顺石油化工研究院研制开发的fzc系列催化剂，包括fzc-100、fzc-105和fzc-106。为了更好的发挥加氢保护剂的作用，可以使用两种或以上的加氢保护剂级配使用。本领域技术人员可以根据实际情况进行适当的选择。

根据本发明，加氢保护剂的操作条件可以采用常规的操作条件，例如，反应压力为3-19mpa，反应温度为280-420℃，液时体积空速0.5-20h^-1，氢油体积比为100-2000：1。

根据本发明的一种优选实施方式，第一加氢处理物流a占第一加氢处理物流a和第一加氢处理物流b总量的百分比为5-95重量%，进一步优选为10-80重量%，更进一步优选为22-53重量%。

根据本发明，将所述第一加氢处理物流a进行气液分离，可以在气液分离器中进行。本发明对所述气液分离的条件没有特别的限定，可以按照本领域常规技术手段进行。所述气液分离器至少包括反应物流入口、液相导管和气相导管。具体地，其中气相导管将分离得到的第一加氢处理气相物流抽出，液相导管将分离得到的第一加氢处理液相物流引去进行第二加氢处理反应。

根据本发明的一种优选实施方式，第一加氢处理气相物流占步骤（1）中所述含氢气体的体积百分比为5-95%，优选为10-80%，进一步优选为20-50%。

根据本发明，对所述催化裂化轻循环油（lco）没有特别的限定，可以为本领域内常规使用的各种催化裂化轻循环油，例如，所述催化裂化轻循环油的初馏点为100-200℃，终馏点为320-400℃。本发明实施例中以馏分范围为156-380℃的催化裂化轻循环油进行示例性说明。

根据本发明所述的方法，所述催化裂化轻循环油中还可以含有焦化柴油、乙烯裂解焦油和煤焦油中的至少一种。该种具体实施方式可以适当拓宽富含芳烃的柴油原料来源。

根据本发明所述的方法，优选地，催化裂化轻循环油与蜡油原料油的重量比为0.1-3：1，进一步优选为0.3-1.1：1。

根据本发明，所述加氢精制催化剂可以为本领域常规使用的各种加氢精制催化剂，优选地，所述加氢精制催化剂含有载体和活性组分，所述活性组分选自第vib族和/或第viii族金属元素中的至少一种，所述载体为氧化铝和/或含硅氧化铝。第vib族金属元素一般为mo和/或w，第viii族金属元素一般为co和/或ni。优选地，以加氢精制催化剂的总量为基准，以氧化物计，第vib族金属元素的含量为10-35重量%，第viii族金属元素的含量为3-15重量%。进一步优选地，加氢精制催化剂的比表面积为100-650m²/g，孔容为0.15-0.6ml/g。

所述加氢精制催化剂可以通过商购得到，也可以通过制备得到。本发明中所述加氢精制催化剂包括但不限于抚顺石油化工研究院研制开发的3936、ff-14、ff-16、ff-24、ff-26、ff-36、ff-56、fhuds-5、fhuds-7催化剂、uop公司的hc-k、hc-p催化剂、topsoe公司的tk-555、tk-565催化剂、akzo公司的kf-847、kf-848催化剂。

根据本发明，所述加氢精制条件包括：反应压力可以为3-19mpa，反应温度可以为260-450℃，液时体积空速可以为0.2-6h^-1，氢油体积比可以为100-2000：1，优选反应温度为280-410℃，进一步优选地，所述加氢精制条件包括：反应压力为4-17mpa，反应温度为300-400℃，液时体积空速0.5-5h^-1，氢油体积比为300-1500：1，更进一步优选地，反应压力为6-17mpa，反应温度为340-375℃，液时体积空速1.5-5h^-1，氢油体积比为1000-1500：1。

根据本发明的一种优选实施方式，该方法还包括将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分，所述切割的温度为245-300℃，进一步优选为260-280℃；

步骤（3）包括：在第一加氢精制条件下，将第一加氢处理气相物流、重馏分、含氢气体和第一加氢精制催化剂接触进行第一加氢精制反应，得到第一加氢精制物流；在第二加氢精制条件下，将所述第一加氢精制物流、轻馏分、含氢气体和第二加氢精制催化剂接触进行第二加氢精制反应。

更进一步优选地，第二加氢精制反应的温度低于第一加氢精制反应的温度，优选第二加氢精制反应的温度比第一加氢精制反应的温度低5-20℃，更优选地，第二加氢精制反应的温度比第一加氢精制反应的温度低10-20℃。

催化裂化轻循环油原料油切割所得重馏分中以多环芳烃为主，其经过两次加氢精制反应，更有利于达到控制芳烃加氢深度的目的，而催化裂化轻循环油原料油切割所得轻馏分中双环芳烃经过较少（一次）的加氢精制反应，更有利于与催化裂化轻循环油重馏分同时达到控制芳烃加氢深度的目的，即加氢精制后的催化裂化轻循环油满足硫含量要求的同时双环芳烃和多环芳烃均适度加氢至单环芳烃，其进一步催化裂化后可以得到满足硫含量要求的催化裂化汽油，而且可以提高汽油的辛烷值。

此外，采用本发明优选的实施方式，第二加氢精制反应的温度比第一加氢精制反应的温度低5-20℃（更优选为10-20℃），更有利于双环芳烃加氢饱和转化为单环芳烃反应的进行。

根据本发明的一种优选实施方式，所述第一加氢精制和第二加氢精制条件各自独立地包括：反应压力为4-17mpa，反应温度为300-400℃，液时体积空速0.5-5h^-1，氢油体积比为300-1500：1，优选地，反应压力为6-17mpa，反应温度为340-385℃，液时体积空速1.5-5h^-1，氢油体积比为1000-1500：1。

根据本发明的一种优选实施方式，第一加氢精制反应的温度为340-395℃，第二加氢精制反应的温度为320-385℃，进一步优选地，第一加氢精制反应的温度为355-375℃，第二加氢精制反应的温度为340-365℃。

进一步优选地，第一加氢精制反应的液时体积空速为0.5-5h^-1（优选为1-4h^-1，进一步优选为1.5-2.1h^-1），第二加氢精制反应的液时体积空速为1-6h^-1（优选为1.5-5h^-1，进一步优选为3.3-4.5h^-1）。

根据本发明，步骤（1）所述的第一加氢处理，步骤（2）所述的第二加氢处理可以在一个加氢反应器中进行，也可以在两个加氢反应器中进行。具体地，当步骤（1）所述的第一加氢处理，步骤（2）所述的第二加氢处理在一个加氢反应器中进行时，在加氢反应器中依次设置第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层，且可以在第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层之间设置气液分离器进行所述气液分离。当步骤（1）所述的第一加氢处理，步骤（2）所述的第二加氢处理在两个加氢反应器中进行时，步骤（1）所述的第一加氢处理可以在第一加氢处理反应器中进行，步骤（2）所述的第二加氢处理可以在第二加氢处理反应器中进行，将第一加氢处理反应器和第二加氢处理反应器串联设置，且可以在第一加氢处理反应器和第二加氢处理反应器之间设置气液分离器进行所述气液分离。

根据本发明，步骤（3）所述的加氢精制可以在加氢精制反应器中进行，在加氢精制反应器中设置加氢精制催化剂床层。进一步地，优选情况下，步骤（3）所述加氢精制反应包括第一加氢精制反应和第二加氢精制反应。第一加氢精制反应和第二加氢精制反应可以在同一个加氢反应器中进行，也可以在两个加氢反应器中进行。具体地，当第一加氢精制反应和第二加氢精制反应在一个加氢反应器中进行时，在加氢反应器中依次设置第一加氢精制催化剂床层和第二加氢精制催化剂床层。当第一加氢精制反应和第二加氢精制反应在两个加氢反应器中进行时，第一加氢精制反应可以在第一加氢精制反应器中进行，第二加氢精制反应可以在第二加氢精制反应器中进行，将第一加氢精制反应器和第二加氢精制反应器串联设置。

根据本发明提供的方法，本领域技术人员可以根据具体需要对步骤（2）得到的加氢处理生成物流和步骤（3）得到的加氢精制生成物流进行分离和分馏，以得到具体目标产品。

根据本发明提供的方法，优选地，步骤（2）还包括：将所述加氢处理生成物流进行分离、分馏得到加氢处理富氢气体、加氢处理气体、加氢处理石脑油、加氢处理柴油和加氢处理重馏分；进一步优选地，步骤（2）所述分离包括高压分离和低压分离，所述加氢处理生成物流经高压分离得到加氢处理富氢气体和加氢处理高压分离液相物流，将所述加氢处理高压分离液相物流进行低压分离，得到加氢处理气体和加氢处理液相物流，加氢处理液相物流分馏得到加氢处理石脑油、加氢处理柴油和加氢处理重馏分。所述高压分离可以在高压分离器中进行，所述低压分离可以在低压分离器中进行。本发明对所述高压分离和低压分离的条件没有特别的限定，可以按照本领域常规技术手段进行。

本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对加氢处理液相物流进行具体的分馏，本发明步骤（2）所述的分馏可以在加氢处理分馏塔中进行，本发明对步骤（2）所述的分馏的条件没有特别的限定，只要得到上述产品即可。例如，通过分馏可以得到上述各类产品，其中，加氢处理石脑油的初馏点可以为35-45℃，加氢处理石脑油和加氢处理柴油之间的切割温度可以为60-180℃，加氢处理柴油和加氢处理重馏分之间的切割温度可以为330-375℃。

根据本发明提供的方法，优选地，步骤（3）还包括：将所述加氢精制生成物流进行分离、分馏得到加氢精制富氢气体、加氢精制气体、加氢精制石脑油和加氢精制柴油；进一步优选地，步骤（3）所述分离包括高压分离和低压分离，所述加氢精制生成物流经高压分离得到加氢精制富氢气体和加氢精制高压分离液相物流，将所述加氢精制高压分离液相物流进行低压分离，得到加氢精制气体和加氢精制液相物流，加氢精制液相物流分馏得到加氢精制石脑油和加氢精制柴油。所述高压分离可以在高压分离器中进行，所述低压分离可以在低压分离器中进行。本发明对所述高压分离和低压分离的条件没有特别的限定，可以按照本领域常规技术手段进行。

本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对加氢精制液相物流进行具体的分馏，本发明步骤（3）所述的分馏可以在加氢精制分馏塔中进行，本发明对步骤（3）所述的分馏的条件没有特别的限定，只要得到上述产品即可。例如，通过分馏可以得到上述各类产品，其中，加氢精制石脑油的初馏点可以为35-45℃，加氢精制石脑油和加氢精制柴油之间的切割温度为60-180℃。

在本发明中，加氢处理气体和加氢精制气体均是富烃气体。还可以根据实际需要，对其进行分离，得到所需的气体产品。

根据本发明的一种优选实施方式，该方法还包括：将所述加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体循环利用以提供所需含氢气体。所述加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体可以直接循环利用，也可以经过脱硫后循环利用。

所述加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体可以各自独立地循环利用至步骤（1）和/或步骤（2），当所述加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体不足以提供本发明提供的方法所需氢气时，可以引入补充氢气。本领域技术人员在了解了本发明的技术方案之后能够清楚理解如何循环利用加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体。

加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体中氢气浓度较高，与补充氢气混合后得到的含氢气体浓度更高，一般可以达到85-97体积%。

为了更进一步简化装置，优选步骤（1）所述高压分离和步骤（2）所述高压分离的得到的加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体的压力相同。采用该种优选实施方式，加氢处理富氢气体和加氢精制富氢气体可以使用一套系统进行所述循环利用。

步骤（2）中得到的加氢处理气体和步骤（3）中得到的加氢精制气体可以单独作为产品，也可以混合为混合气体产品。

步骤（2）中得到的加氢处理石脑油和步骤（3）中得到的加氢精制石脑油可以单独作为产品，也可以混合为混合石脑油产品。

步骤（2）中得到的加氢处理柴油和步骤（3）中得到的加氢精制柴油可以单独作为产品，也可以混合为混合柴油产品。

步骤（2）中得到的加氢处理重馏分可以作为催化裂化装置的原料油。

根据本发明，为了进一步节省设备投资和操作费用，优选地，该方法还包括：将所述加氢处理生成物流和所述加氢精制生成物流混合得到混合物流，然后将所述混合物流进行分离（优选包括高压分离和低压分离）、分馏，进一步优选地，将所述混合物流进行高压分离得到混合富氢气体和混合高压分离液相物流，将所述混合高压分离液相物流进行低压分离，得到混合气体和混合液相物流，混合液相物流分馏得到混合石脑油、混合柴油和混合重馏分。所述高压分离可以在高压分离器中进行，所述低压分离可以在低压分离器中进行。本发明对所述高压分离和低压分离的条件没有特别的限定，可以按照本领域常规技术手段进行。

本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对混合液相物流进行具体的分馏，所述分馏可以在混合分馏塔中进行，本发明对所述分馏的条件没有特别的限定，只要得到上述产品即可。例如，混合石脑油的初馏点可以为35-45℃，混合石脑油和混合柴油之间的切割温度可以为60-180℃，混合柴油和混合重馏分之间的切割温度可以为330-375℃。

所述混合气体是富烃气体。还可以根据实际需要，对其进行分离，得到所需的气体产品。

根据本发明的一种优选实施方式，该方法还包括：将所述混合富氢气体循环利用以提供所需含氢气体。所述混合富氢气体可以直接循环利用，也可以经过脱硫后循环利用。

本发明第二方面提供一种蜡油加氢系统，如图1、2和3所示，该系统包括：

第一加氢处理单元1；

气液分离器2，所述气液分离器2用于对经过第一加氢处理单元1得到的第一加氢处理物流的一部分进行气液分离，得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流；

第二加氢处理单元3，第一加氢处理物流的剩余部分、第一加氢处理液相物流在第二加氢处理单元3中进行第二加氢处理，得到加氢处理生成物流；

催化裂化轻循环油供应单元4，所述催化裂化轻循环油供应单元4用于提供催化裂化轻循环油；

加氢精制单元5，所述催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油和所述第一加氢处理气相物流在加氢精制单元5中进行加氢精制得到加氢精制生成物流。

在本发明中，对所述催化裂化轻循环油供应单元4没有特别的限定，只要能够提供催化裂化轻循环油即可，其可以是催化裂化轻循环油的储罐，也可以是可以生产催化裂化轻循环油的装置。

根据本发明，催化裂化轻循环油供应单元4的出口与加氢精制单元5的入口通过管线连通。

根据本发明提供的系统，优选地，所述气液分离器2包括反应物流入口、液相导管和气相导管；气液分离器2的反应物流入口与第一加氢处理单元1的出口连通，所述第一加氢处理液相物流通过液相导管引入第二加氢处理单元3，所述第一加氢处理气相物流通过气相导管引入加氢精制单元5。第一加氢处理单元1得到的第一加氢处理物流的一部分在气液分离器2中进行气液分离，得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流；第一加氢处理液相物流通过液相导管引入第二加氢处理单元中与第一加氢处理物流的剩余部分在第二加氢处理单元3中进行第二加氢处理，第一加氢处理气相物流通过气相导管引入加氢精制单元5，与催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油在加氢精制单元5中进行加氢精制。

根据本发明提供的系统，对第一加氢处理单元1和第二加氢处理单元3的设置没有特别的限定，根据本发明的一种具体实施方式，所述第一加氢处理单元1和第二加氢处理单元3可以设置在一个加氢反应器内；根据本发明的另一种具体实施方式，所述第一加氢处理单元1和第二加氢处理单元3可以各自设置在不同的加氢反应器中。

根据本发明的一种优选实施方式，加氢精制单元5包括串联设置的第一加氢精制单元51和第二加氢精制单元52，该系统还包括：设置在第一加氢精制单元51和催化裂化轻循环油供应单元4之间的催化裂化轻循环油分馏塔12，催化裂化轻循环油分馏塔12用于将催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油切割为轻馏分和重馏分；所述重馏分和所述第一加氢处理气相物流在第一加氢精制单元51中进行加氢精制得到第一加氢精制物流；第一加氢精制物流和所述轻馏分在第二加氢精制单元52中进行加氢精制得到所述加氢精制生成物流。

具体地，催化裂化轻循环油分馏塔12的入口与催化裂化轻循环油供应单元4的出口通过管线连通，催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油进入催化裂化轻循环油分馏塔12中进行分馏，得到轻馏分和重馏分。催化裂化轻循环油分馏塔12具有轻馏分出口和重馏分出口，催化裂化轻循环油分馏塔12的重馏分出口与第一加氢精制单元51的入口连通，催化裂化轻循环油分馏塔12的轻馏分出口与第二加氢精制单元52的入口连通。

根据本发明，所述第一加氢精制单元51和第二加氢精制单元52可以设置在一个加氢反应器中，也可以分别设置在不同的加氢反应器中。优选所述第一加氢精制单元51和第二加氢精制单元52设置在一个加氢反应器中。

采用上述优选实施方式，更有利于精制后的催化裂化轻循环油满足硫含量要求的同时双环芳烃和多环芳烃均适度加氢至单环芳烃，其进一步催化裂化后可以得到满足硫含量要求的催化裂化汽油，而且可以提高汽油的辛烷值。

根据本发明提供的系统，本领域技术人员可以根据具体需要对第二加氢处理单元3得到的加氢处理生成物流和加氢精制单元5得到的加氢精制生成物流进行分离和分馏，以得到具体目标产品。

根据本发明的一种具体实施方式，分别对加氢处理生成物流和加氢精制生成物流进行分离和分馏。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括：

加氢处理分离单元，所述加氢处理分离单元包括串联连接的加氢处理高压分离器61和加氢处理低压分离器62，第二加氢处理单元3的出口与加氢处理高压分离器61的入口通过管线连通；所述加氢处理生成物流在加氢处理高压分离器61中进行高压分离得到加氢处理富氢气体和加氢处理高压分离液相物流，加氢处理高压分离液相物流在加氢处理低压分离器62中进行低压分离，得到加氢处理气体和加氢处理液相物流。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括：加氢处理分馏塔7，加氢处理分馏塔7的入口与加氢处理低压分离器62的出口通过管线连通，加氢处理液相物流在加氢处理分馏塔7中进行分馏，得到加氢处理石脑油、加氢处理柴油和加氢处理重馏分。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括：加氢精制分离单元，所述加氢精制分离单元包括串联连接的加氢精制高压分离器81和加氢精制低压分离器82，加氢精制单元5的出口与加氢精制高压分离器81的入口通过管线连通；所述加氢精制生成物流在加氢精制高压分离器81中进行高压分离得到加氢精制富氢气体和加氢精制高压分离液相物流，加氢精制高压分离液相物流在加氢精制低压分离器82中进行低压分离，得到加氢精制气体和加氢精制液相物流。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括：加氢精制分馏塔9，加氢精制分馏塔9的入口与加氢精制低压分离器82的出口通过管线连通，加氢精制液相物流在加氢精制分馏塔9中进行分馏，得到加氢精制石脑油和加氢精制柴油。

本发明对所述加氢处理高压分离器61和加氢精制高压分离器81没有具体的限定，可以为本领域常规使用的各种高压分离器。同样的，本发明对所述加氢处理低压分离器62和加氢精制低压分离器82没有具体的限定，可以为本领域常规使用的各种低压分离器。

本发明对所述加氢处理分馏塔7没有特别的限定，只要能够分馏得到上述产品即可。本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对加氢处理液相物流进行具体的分馏，加氢处理液相物流分馏得到的产品如上所述，在此不再赘述。

本发明对所述加氢精制分馏塔9没有特别的限定，只要能够分馏得到上述产品即可。本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对加氢精制液相物流进行具体的分馏，加氢精制液相物流分馏得到的产品如上所述，在此不再赘述。

根据本发明的一种优选实施方式，加氢处理高压分离器61和加氢精制高压分离器81的气相出口各自独立地与第一加氢处理单元1的入口和/或第二加氢处理单元3的入口连通，以将所述加氢处理富氢气体和所述加氢精制富氢气体循环利用以提供系统所需氢气。具体利用方式如上所述，在此不再赘述。

根据本发明的另一种具体实施方式，将加氢处理生成物流和加氢精制生成物流混合得到混合物流，然后进行分离和分馏。该种实施方式更有利于减少设备投入。

根据本发明提供的系统，优选地，系统还包括：

混合分离单元和混合分馏塔11，混合分离单元包括串联连接的混合高压分离器101和混合低压分离器102，混合低压分离器102的出口与混合分馏塔11的入口连通；第二加氢处理单元3的出口和加氢精制单元5的出口与混合高压分离器101的入口连通；所述加氢处理生成物流和加氢精制生成物流混合后在混合高压分离器101中进行高压分离，得到混合富氢气体和混合高压分离液相物流；

混合高压分离液相物流在混合低压分离器102中进行低压分离，得到混合气体和混合液相物流；

混合液相物流在混合分馏塔11中进行分馏，得到混合石脑油、混合柴油和混合重馏分。

本发明对所述混合高压分离器101没有具体的限定，可以为本领域常规使用的各种高压分离器。同样的，本发明对所述混合低压分离器102没有具体的限定，可以为本领域常规使用的各种低压分离器。

本发明对所述混合分馏塔7没有特别的限定，只要能够分馏得到上述产品即可。本领域技术人员可以根据对产品的具体需要对混合液相物流进行具体的分馏，混合液相物流分馏得到的产品如上所述，在此不再赘述。

根据本发明的一种优选实施方式，混合高压分离器101的气相出口与第一加氢处理单元1的入口和/或第二加氢处理单元3的入口连通，以将所述混合富氢气体循环利用以提供系统所需氢气。具体利用方式如上所述，在此不再赘述。

以下，结合图3具体说明本发明的一种具体实施方式的蜡油加氢方法和系统。

（1）蜡油原料油与含氢气体进入加氢处理反应器，加氢处理反应器中设置第一加氢处理单元1（第一加氢处理催化剂床层）、第二加氢处理单元3（第二加氢处理催化剂床层），且二者之间设置有气液分离器2。经过第一加氢处理催化剂床层的第一加氢处理物流的一部分（第一加氢处理物流a）在气液分离器2中进行气液分离得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流。

（2）将第一加氢处理物流的剩余部分（第一加氢处理物流b）、第一加氢处理液相物流和含氢气体进入第二加氢处理催化剂床层，得到加氢处理生成物流，加氢处理生成物流进入加氢处理高压分离器61中进行高压分离，得到加氢处理富氢气体和加氢处理高压分离液相物流，加氢处理高压分离液相物流送入加氢处理低压分离器62中进行低压分离，得到加氢处理气体和加氢处理液相物流；加氢处理液相物流在加氢处理分馏塔7中分馏得到加氢处理石脑油、加氢处理柴油和加氢处理重馏分；

（3）催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油经催化裂化轻循环油分馏塔12切割为轻馏分和重馏分，所述重馏分和步骤（1）得到的第一加氢处理气相物流进入加氢精制单元5，加氢精制单元5中设置有第一加氢精制单元51（第一加氢精制催化剂床层）和第二加氢精制单元52（第二加氢精制催化剂床层）。重馏分和步骤（1）得到的第一加氢处理气相物流经过第一加氢精制催化剂床层得到第一加氢精制物流，第一加氢精制物流和所述轻馏分经过第二加氢精制催化剂床层得到所述加氢精制生成物流。加氢精制生成物流进入加氢精制高压分离器81中进行高压分离，得到加氢精制富氢气体和加氢精制高压分离液相物流，加氢精制高压分离液相物流送入加氢精制低压分离器82中进行低压分离，得到加氢精制气体和加氢精制液相物流；加氢精制液相物流在加氢精制分馏塔9中分馏得到加氢精制石脑油、加氢精制柴油。

步骤（2）中得到的加氢处理气体和步骤（3）中得到的加氢精制气体可以单独作为产品，也可以混合为混合气体产品。步骤（2）中得到的加氢处理石脑油和步骤（3）中得到的加氢精制石脑油可以单独作为产品，也可以混合为混合石脑油产品。步骤（2）中得到的加氢处理柴油和步骤（3）中得到的加氢精制柴油可以单独作为产品，也可以混合为混合柴油产品。步骤（2）中得到的加氢处理重馏分可以作为催化裂化装置的原料油。

所述加氢处理富氢气体和所述加氢精制富氢气体循环利用和补充氢气共同提供系统所需含氢气体。

下面通过实施例进一步说明本发明方案和效果。

以下实施例中，加氢保护剂为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的加氢保护剂fzc-100、fzc-105和fzc106；

第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的ff-24；

加氢精制催化剂为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的fhuds-5。

采用的蜡油原料油和催化裂化轻循环油的主要性质列于表1中。

表1

实施例1-3

（1）按照如图1所示的系统，蜡油原料油与含氢气体进入加氢处理反应器，加氢处理反应器中设置第一加氢处理单元1（第一加氢处理催化剂床层）、第二加氢处理单元3（第二加氢处理催化剂床层），且二者之间设置有气液分离器2。经过第一加氢处理催化剂床层的第一加氢处理物流的一部分（第一加氢处理物流a）在气液分离器2中进行气液分离得到第一加氢处理气相物流和第一加氢处理液相物流，第一加氢处理条件列于表2；

（2）将第一加氢处理物流的剩余部分（第一加氢处理物流b）、第一加氢处理液相物流和含氢气体送入第二加氢处理催化剂床层，得到加氢处理生成物流，加氢处理生成物流进入加氢处理高压分离器61中进行高压分离，得到加氢处理富氢气体和加氢处理高压分离液相物流，加氢处理高压分离液相物流送入加氢处理低压分离器62中进行低压分离，得到加氢处理气体和加氢处理液相物流；加氢处理液相物流在加氢处理分馏塔7中分馏得到加氢处理石脑油（馏程为38-150℃）、加氢处理柴油（馏程为150-365℃）和加氢处理重馏分（馏程为>365℃），第二加氢处理条件列于表2；

（3）催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油和步骤（1）得到的第一加氢处理气相物流进入加氢精制单元5，加氢精制单元5中设置有加氢精制催化剂床层，经过加氢精制催化剂床层得到加氢精制生成物流。加氢精制生成物流进入加氢精制高压分离器81中进行高压分离，得到加氢精制富氢气体和加氢精制高压分离液相物流，加氢精制高压分离液相物流送入加氢精制低压分离器82中进行低压分离，得到加氢精制气体和加氢精制液相物流；加氢精制液相物流在加氢精制分馏塔9中分馏得到加氢精制石脑油（馏程为38-150℃）、加氢精制柴油（馏程为>150℃），加氢精制条件列于表2。

其中，所述加氢处理富氢气体和所述加氢精制富氢气体循环利用和补充氢气共同提供系统所需含氢气体（氢气的体积含量大概为88-92%）。

表2中，fzc系列指的是10体积%的fzc-100、30体积%的fzc-105和60体积%的fzc-106的复配。

表2

实施例1-3得到的产品性质列于下表3。

对比例1

蜡油原料油（蜡油原料油1）与含氢气体进入加氢处理反应器，加氢处理反应器中设置加氢处理催化剂床层，经过加氢处理催化剂床层进行加氢处理反应（反应条件同实施例1第一加氢处理反应条件），得到加氢处理物流。加氢处理物流在热高压分离器中分离得到高温气相和液相。

热高压分离器分离得到的高温气相与催化裂化轻循环油原料油（同实施例1，催化裂化轻循环油与蜡油原料油的重量比为0.3：1）混合后在加氢精制反应器中进行加氢精制反应（条件同实施例1），得到加氢精制生成物流。加氢精制生成物流按照实施例1步骤（3）进行高压分离和低压分离，得到加氢精制富氢气体、加氢精制气体和加氢精制高压分离液相物流。加氢精制高压分离液相物流按照实施例1步骤（3）进行分馏，得到加氢精制石脑油和加氢精制柴油。

热高压分离器分离得到的液相送入加氢处理分馏塔中，按照实施例1步骤（2）进行分馏，得到加氢处理石脑油和加氢处理柴油以及加氢处理重馏分。

得到的产品性质列于下表3。

表3

实施例4

按照实施例2的方法，不同的是，将加氢处理生成物流和加氢精制生成物流混合，然后共同进行分离和分馏。具体地：

（1）按照实施例2步骤（1）进行；

（2）按照实施例2步骤（2）得到加氢处理生成物流；

（3）按照实施例2步骤（3）得到加氢精制生成物流；

（4）按照如图2所示的系统，将步骤（2）得到加氢处理生成物流和步骤（3）得到加氢精制生成物流混合，得到混合物流，将所述混合物流进入混合高压分离器101中进行高压分离，得到混合富氢气体和混合高压分离液相物流，混合高压分离液相物流送入混合低压分离器102中进行低压分离，得到混合气体和混合液相物流；混合液相物流在混合分馏塔11中分馏得到混合石脑油（馏程为38-150℃）、混合柴油（馏程为150-365℃）和混合重馏分（馏程为>365℃）。

其中，所述混合富氢气体循环利用和补充氢气共同提供系统所需含氢气体（氢气的体积含量大概为88-92%）。

得到的产品性质列于下表4。

表4

实施例5-7

（1）按照如图3所示的系统，第一加氢处理和气液分离按照实施例1-3进行，第一加氢处理条件列于表5。

（2）按照实施例1-3进行，第二加氢处理条件列于表5；

（3）催化裂化轻循环油供应单元4提供的催化裂化轻循环油经催化裂化轻循环油分馏塔12切割为轻馏分和重馏分，切割温度列于表5中，所述重馏分和步骤（1）得到的第一加氢处理气相物流进入加氢精制单元5，加氢精制单元5中设置有第一加氢精制单元51（第一加氢精制催化剂床层）和第二加氢精制单元52（第二加氢精制催化剂床层），重馏分和步骤（1）得到的第一加氢处理气相物流经过第一加氢精制催化剂床层得到第一加氢精制物流，第一加氢精制物流和所述轻馏分经过第二加氢精制催化剂床层得到所述加氢精制生成物流，第一加氢精制条件和第二加氢精制条件列于续表5。加氢精制生成物流的分离和分馏按照实施例1-3进行。

其中，所述加氢处理富氢气体和所述加氢精制富氢气体循环利用和补充氢气共同提供系统所需含氢气体（氢气的体积含量大概为88-92%）。

表5中，fzc系列指的是10体积%的fzc-100、30体积%的fzc-105和60体积%的fzc-106的复配。

表5

续表5

实施例5-7得到的产品性质列于下表6。

表6

从本发明实施例结果可以看出，采用本发明提供的蜡油加氢方法和系统可以根据需要生产不同规格的目的产品；另外，能够有效降低加氢处理石脑油、加氢精制石脑油、加氢处理柴油、加氢精制柴油和加氢处理重馏分油中的硫含量，并且提高加氢精制柴油中的单环芳烃含量，可以作为优质催化裂化原料，进入到催化裂化装置时可以提高催化裂化汽油中芳烃的含量。从实施例1-3和实施例5-7的对比结果可以看出，采用本发明优选的实施方式，更有利于降低产品的硫含量，且进一步提高加氢精制柴油中的单环芳烃含量。

以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。