本发明涉及一种重油轻质化方法，特别是涉及一种采用加氢-催化组合工艺处理重油的方法。
背景技术：
：目前，国内外油品市场对汽煤柴等油品的需求特别是对车用汽油的需求仍将呈持续上升的趋势，而对重燃料油等重质油品的需求则呈下降趋势。同时，在全球范围内原油性质日趋变差，环保法规日趋严格，对油品质量提出了日益严格的要求。因此，如何能以较经济合理的代价实现重油轻质化和汽柴油产品质量持续升级已成为国内外炼油业界关注的焦点。渣油加氢处理工艺的主要目的是通过加氢处理，使渣油原料中的硫、氮、金属等杂质含量大幅降低，稠环芳烃、胶质、沥青质等非理想组分加氢转化，提高氢碳比，降低残炭含量，使其裂化性能得到明显改善。固定床渣油加氢技术是一种重油深度加工技术，在装有特定催化剂的固定床反应器中，在高温高压的临氢条件下，对常压或减压渣油进行脱硫、脱氮、脱金属等，以最大限度地获取轻质产品，是渣油轻质化的重要手段之一。固定床渣油加氢技术以其液体产品收率高，产品质量好，生产灵活性强，废物、废料少，环境友好，投资回报率高等优点，得到越来越广泛的应用。固定床渣油加氢处理过程反应部分反应器的设置一般由多个反应器或床层串联使用，根据原来油的性质、反应条件和目的产物要求优化催化剂的剂型、按照不同的物理性质、催化剂活性和各类催化剂比例进行级配装填。固定床渣油加氢技术尽管具有诸多优点，但在生产过程中，却容易出现反应器压力降增大的现象。工业运转表明，反应器压力降增大是制约装置满负荷生产和长周期运转的重要因素之一。尤其是多台反应器串联，前置的反应器由于承担了70%以上的脱金属反应负荷，金属硫化物沉积在催化剂床层，到了运行中后期不可避免的出现压降快速增长，而后面的反应器由于脱金属负荷明显偏低，压降增长较慢。这就出现了前部反应器和后部反应器负荷分配不均，影响了装置的运行周期和装置的稳定运行。CN103059928A公开了一种加氢处理装置及其应用和渣油加氢处理方法。该发明提供一种及其处理装置，该装置包括一次串联的加氢保户单元和主加氢处理单元。所述的加氢保护单元包括并联的主加氢保护反应器和备用加氢保护反应器，并且主加氢保护反应器体积大于备用保护反应器。在加氢处理过程中，主加氢保护反应器与备用加氢保护反应器交替使用。该工艺方法将主加氢保护反应器和备用加氢保护反应器切换操作，能够加工高钙高金属含量的渣油，缺点是闲置了一台反应器，增加投资降低了反应器利用率，而且不能从跟不上解决前置反应器压降增长问题。CN1393515A公开了一种渣油加氢处理的方法。该方法是在重渣油加氢反应系统中的第一个反应器增设一个或多个进料口，同时改变原有的催化剂级配，当一反催化剂床层压降为装置设计压降的0.4～0.8倍时，依次改用下一进料口，同时原有的进料口可进循环油或循环油与原来油的混合油，用该工艺能有效地防止床层压降和延长装置的运转周期，而且可以增加装置的处理能力，有助于改善物流分配。缺点是感应器制造成本增加，使初始压降增大，器内体积利用率降低等。CN103059931A公开了一种渣油加氢处理的方法。该方法是在加氢处理反应条件下，渣油原料和氢气一次通过串联的多台反应器，当装置运行700～4000小时后进行分流操作，降低一反进料量或保持一反进料量不变，增加一反和最后一个反应器中间的各反应器的进料量，增加的原料渣油在中间反应器的入口注入。该方法通过改变各反进料负荷来缓解压降的增长，但不能从根本上改变前置反应器压降的增长趋势，工业实际运行来看，压降一旦开始增长会很快达到设计上限，而且改变各反入口进料不利于装置的稳定运行。技术实现要素：针对现有技术的不足，本发明提供了一种劣质油品处理工艺方法。该方法工艺流程简单，仅需要对现有装置进行简单改进，就可以大幅延长整个装置的运转周期，并可以使催化剂的利用效率实现最大化。现有渣油加氢处理技术，所有反应器采用串联的工艺流程，因此需要在第一台反应器装填大量的保护剂以沉积原料中的杂质和垢物，这样操作会导致第一台保护反应器内装填的催化剂系统由于活性较低，脱金属负荷较低，某些情况下到了装置运行末期反应器压降仍然很低，使得整体催化剂的脱、容金属化合物的能力降低。如果提高其催化剂活性又会造成压降的快速增长，缩短运行周期，而后续的催化剂性能还没有完全发挥，保持第一台保护反应器催化剂适当的活性很难控制，而且在渣油加氢装置整个运行过程中存在很多因素如紧急开停工、原料性质波动、或者原料中Fe，Ca杂质突然增高等，因此通常的做法仍然是保持一反保护反应器催化剂较低的反应的活性，其主要作用拦截和沉积原料中的杂质和垢物，仅仅进行较低的脱金属反应，通常是该反应器反应温升较低，压降在整个运行周期维持在较低的水平，这样就要求在后续的脱金属反应器装填大量的脱金属催化剂主要进行脱金属反应以及为容纳加氢脱除的金属化合物和积碳提供足够的空间，这样不可避免的造成在该脱金属反应器沉积大量的金属，脱金属反应负荷较大，通常是该反应器反应温升最高，尽管运行初期反应器压降较低，但是到了运行至中期或者后期压降该反应器的压降最先增长，且增长最快，成为制约运行周期的主要因素。本发明提供一种劣质油品处理工艺方法，包括加氢预处理反应区、加氢处理反应区和催化裂化反应区；所述工艺方法包括以下内容：渣油原料、至少部分催化裂化柴油馏分和至少部分催化裂化重循环油与氢气混合后依次经过串联设置的加氢预处理反应区和加氢处理反应区，加氢处理反应区的反应流出物进行气液分离，分离得到的气相循环回加氢预处理反应区和/或加氢处理反应区，分离得到的液相直接进入催化裂化反应区进行催化裂化反应，催化裂化反应流出物分离得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；其中，催化裂化柴油的部分或全部循环回加氢预处理反应区进行加氢反应，催化裂化重循环油的部分或全部循环回加氢预处理反应区进行加氢反应；所述加氢预处理反应区包括二台以上并联设置的加氢预处理反应器，当所述加氢预处理反应区中任一台加氢预处理反应器的压降达到反应器设计压降上限的50%～80%，优选60%～70%时，将该加氢预处理反应器从加氢预处理反应区中切出，并将该加氢预处理反应器命名为切出的加氢预处理反应器I，并按照物料依次经过加氢预处理反应区、切出的加氢预处理反应器I、加氢处理反应区的顺序将该切出的加氢预处理反应器与加氢预处理反应区和加氢处理反应区以串联的方式连接起来，此时该切出的加氢预处理反应器的进料是除该切出的加氢预处理反应器之外的加氢预处理反应器的反应流出物，当下一台加氢预处理反应器的压降达到反应器设计压降上限的50%～80%，优选60%～70%时，将该加氢预处理反应器从加氢预处理反应区中切出，并将该切出的加氢预处理反应器命名为切出的加氢预处理反应器II，并按照物料依次经过加氢预处理反应区、切出的加氢预处理反应器II、切出的加氢预处理反应器I、加氢处理反应区的顺序将该切出的加氢预处理反应器II与加氢预处理反应区和切出的加氢预处理反应器I以串联的方式连接，此时切出的加氢预处理反应器II的进料是加氢预处理反应区除已切出的加氢预处理反应器之外的其余加氢预处理反应器的反应流出物，按照上述方式，直至所有的加氢预处理反应器全部都以串联的方式连接。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述加氢预处理反应区中的所有加氢预处理反应器不同时达到反应器压降设计上限的50%～80%，可以通过工艺条件设置和催化剂床层性质的差异使得加氢预处理反应区各台加氢预处理反应器不同时达到压降设计上限的50%～80%。具体可以通过控制各个加氢预处理反应器内不同的催化剂装填高度，不同的进料量，不同的进料性质，不同的操作条件，相同的装填高度条件下可以采用不同的催化剂装填密度等手段中的一种或几种来实现各个加氢预处理反应器不同时达到压降设计上限的50%～80%。如上所述，当所述加氢预处理反应区并联的各台加氢预处理反应器采用不同的催化剂装填密度时，所述加氢预处理反应区并联的各个加氢预处理反应器中，最大装填密度为400kg/m3～600kg/m3，优选为450kg/m3～550kg/m3；最小装填密度为300kg/m3～550kg/m3，优选为350kg/m3～450kg/m3。装填密度最接近的两台加氢预处理反应器的催化剂装填密度差值为30～200kg/m3，优选为50～150kg/m3。当其他条件一致时，首先将被切出的加氢预处理反应器的催化剂装填密度最大，最后被切出的加氢预处理反应器的催化剂装填密度最小。所述不同装填密度可以通过不同类型的催化剂级配装填实现，如可以通过加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂以不同的比例实现各台加氢预处理反应器中的催化剂装填密度不同。如上所述，当所述加氢预处理反应区并联的各台加氢预处理反应器采用不同的进料量时，进料量最接近的两台加氢预处理反应器的进料体积空速之比为1.1~3.0，优选为1.1~1.5。如上所述，当所述加氢预处理反应区并联的各台加氢预处理反应器采用不同的进料性质时，进料性质最接近的两台加氢预处理反应器的金属含量差值为5~50µg/g，优选为10~30µg/g。如上所述，当所述加氢预处理反应区并联的各台加氢预处理反应器采用不同的操作条件时，可以控制操作压力和体积空速最接近的两台加氢预处理反应器的操作条件中，操作温度差值为2~30℃，优选为5~20℃。本发明劣质油品处理工艺方法中，进入加氢预处理反应区的催化裂化柴油馏分、催化裂化重循环油馏分可以是本发明渣油加氢处理-催化裂化组合工艺方法中催化裂化反应区得到的催化裂化柴油馏分、催化裂化重循环油馏分，也可以包括其它催化裂化装置得到的催化裂化柴油馏分、催化裂化重循环油馏分。本发明劣质油品处理工艺方法中催化裂化反应区得到的催化裂化柴油馏分可以全部或部分进入加氢预处理反应区，进入加氢预处理反应区的催化裂化柴油馏分一般至少占催化裂化反应区得到的柴油馏分重量的30%以上，优选50%以上。剩余部分的催化裂化柴油馏分可以循环回催化裂化反应区或根据需要做为产品外排。催化裂化反应区得到的催化裂化重循环油重量的至少40%以上进入加氢预处理反应区，优选80%以上进入加氢预处理反应区，剩余的催化裂化重循环油循环回催化裂化反应区。催化裂化油浆外排用于其它适宜用途，如用于生产沥青等。本发明劣质油品处理工艺方法中，循环回加氢预处理反应区的催化裂化柴油馏分可以进入并联设置的加氢预处理反应器中的一台或几台，优选按适宜的比例分别进入不同的加氢预处理反应器。循环回加氢预处理反应区的催化裂化重循环油馏分可以进入并联设置的加氢预处理反应器中的一台或几台，优选按适宜的比例分别进入不同的加氢预处理反应器。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述加氢预处理反应区包括二台以上并联设置的加氢预处理反应器，优选包括3～6台并联设置的加氢预处理反应器，更优选包括3台或4台并联设置的加氢预处理反应器。所述的加氢处理反应区包括1～5台串联设置的加氢处理反应器，优选包括1～2台串联设置的加氢处理反应器。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述加氢预处理反应区的操作条件为：反应温度为370℃～420℃，优选为380℃～400℃，反应压力为10MPa～25MPa，优选为15MPa～20MPa；氢油体积比为300～1500，优选为500～800；原料油液时体积空速为0.15h-1～2.00h-1，优选为0.3h-1～1.00h-1。加氢预处理反应区的平均反应温度明显高于现有技术的渣油加氢脱金属反应器的反应温度，现有技术的渣油加氢脱金属反应温度通常为350℃～390℃。本方法中前部设置的加氢预处理反应区通过工艺流程的优化，消除了压降增长限制周期的不利因素，可以在高温下操作，另外相对高的反应温度有利于所装填的催化剂体系性能的发挥，有利于大分子的加氢转化和杂质的脱除。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述加氢处理反应区的操作条件为反应温度为370℃～430℃，优选为380℃～410℃，反应压力为10MPa～25MPa，优选为15MPa～20MPa；氢油体积比为300～1500，优选为400～800；原料油液时体积空速为0.15h-1～0.80h-1，优选为0.2h-1～0.60h-1。本发明劣质油品处理工艺方法中，催化裂化可以采用本领域常规技术。催化裂化装置可以是一套或一套以上，每套催化裂化装置至少应包括一个反应器和一个再生器，催化裂化装置需设置分馏塔，可以每套催化裂化装置分别设置分馏塔，也可以共用分馏塔。分馏塔将催化裂化反应流出物分馏为干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆等。催化裂化分馏塔可以按常规知识设计。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述催化裂化反应区的操作条件为：反应温度为450～600℃，优选为480～550℃；再生温度为600～800℃，优选为650～750℃，剂油重量比2～30，优选为4～10；与催化剂接触时间为0.1～15秒，优选为0.5～5秒；压力为0.1～0.5MPa。所采用的催化裂化催化剂包括通常用于催化裂化的催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM－5、M型、层柱等分子筛裂化催化剂，最好是分子筛裂化催化剂，这是因为分子筛裂化催化剂的活性高，生焦少，汽油产率高，转化率高。所述的催化裂化装置的反应器可以是各种型式的催化裂化反应器，最好是提升管反应器或提升管加床层反应器。工艺流程一般为：原料油从提升管反应器底部注入，与来自再生器的高温再生催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。本发明劣质油品处理工艺方法中，渣油加氢技术采用固定床渣油加氢处理技术，所述加氢预处理反应区的各个加氢预处理反应器中可以装填加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮残炭转化催化剂中的一种或几种，所述加氢处理反应区中可以装填加氢脱硫催化剂和加氢脱氮残炭转化催化剂中的一种或几种，所述加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮残炭转化催化剂均为固定床渣油加氢处理过程所用的催化剂。上述催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的FZC系列渣油加氢处理催化剂。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述的原料渣油可以是常压渣油也可以是减压渣油，通常还含有直馏蜡油，减压蜡油，二次加工蜡油和催化回炼油中的一种或几种。所述的渣油原料性质为：硫含量不大于4wt%，氮含量不大于0.7wt%，金属含量(Ni+V)不大于120µg/g，残炭值不大于17wt%，沥青质含量不大于5wt%。与现有技术相比，本发明劣质油品处理工艺方法有如下优点：1、本发明方法中，所述加氢预处理反应区中包括并联的多台加氢预处理反应器，使得整个催化剂体系脱/容金属能力得到大幅提升。2、本发明方法通过对加氢预处理反应区中的各个加氢预处理反应器内进行催化剂级配，使得反应器的压降增长至设定值时，通过工艺流程的改变，将其从加氢预处理反应区切出，更改优化其进料性质，使其压降不再快速增长，而是在可以控制范围内缓慢增长直至装置停工，进而使某个加氢预处理反应器的压降不会制约整个装置的运行周期。3、本发明方法通过对加氢预处理反应区催化剂性能和工艺参数的优化调整，与后续的高活性脱硫脱残炭催化剂的配合，使得在提高整体催化剂的脱/容金属能力的同时脱硫脱残炭性能得到保证。4、本发明方法通过将加氢预处理反应区各个加氢预处理反应器从并联到串联切换操作方式的调整解决了反应器压降快速增长的难题，同时增加了装置的操作灵活性和原料适应能力；5、本发明方法通过设置加氢预处理反应器并联形式大幅增加催化剂体系的容金属量，使得体系的稳定性增强，使得装置压降的增长能够得到控制，延长装置运行周期。6、本发明方法可以最大程度实现各类催化剂同步失活，从而提高装置的运行效率，提高经济效益。7、本发明方法中，所述加氢预处理反应区并联的各个加氢预处理反应器中，按照物料流动方向，加氢预处理反应器内依次装填加氢保护剂和加氢脱金属催化剂，还可以在加氢脱金属催化剂下方选择性装填加氢脱硫催化剂。这样的催化剂装填方式，使得整个体系脱/容金属能力得到大幅提升，同时通过催化剂级配的调整使得各个预处理反应器的压降增长在控制范围内。加氢预处理反应区并联的各个加氢预处理反应器装填的催化剂体系以脱/容金属功能为主，使得脱金属性能提升的同时，强化对原料中大分子如胶质沥青质的加氢转化的能力，为后续深度脱硫和残炭的转化奠定基础，使得加氢脱硫反应区有利于进一步深度反应，因此与常规技术相比，尽管加氢脱金属催化剂的比例有一定的提高，但是整体的脱硫活性和残炭的加氢转化性能不但没有降低反而是得到了提高。8、本发明方法中，催化裂化柴油馏分可降低渣油原料的粘度，改善原料在反应系统中的物流分布以及传质，减小扩散在渣油加氢处理过程中的影响，改善镍、钒等有害金属在催化反应系统中的沉积分布，延长催化剂的使用寿命；同时，粘度的降低使混合原料油的输送和过滤更加容易。催化裂化柴油馏分和催化裂化重循环油馏分可在渣油加氢工艺过程中脱除杂质，芳烃饱和，成为更好的催化裂化原料组成，进一步提高了催化裂化高附加值产品收率。9、本发明组合工艺中，加氢处理反应区中不需设分馏系统，加氢处理生成油直接进入催化裂化反应器，不需设进料泵，同时减少了大量换热设备。使设备投资有了很大的降低。附图说明图1为本发明劣质油品处理工艺方法流程图。具体实施方式下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但不因此而限制本发明。如图1所示，本发明劣质油品处理工艺方法包括以下内容：渣油原料与氢气混合后的物料G经进料管线1、进料管线2和进料管线3进入串联设置的加氢预处理反应区和加氢处理反应区，所述加氢预处理反应区包括三台并联设置的加氢预处理反应器，分别为加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C的进料口分别与进料管线1、进料管线2和进料管线3连接，所述加氢预处理反应器A的出口分三路，第一路经管线6与加氢预处理反应器B的进料口连接，第二路经管线7与加氢预处理反应器C的进料口连接，第三路经管线10与加氢处理反应器D连接；所述加氢预处理反应器B的出口分三路，第一路经管线4与加氢预处理反应器A的进料口连接，第二路经管线5与加氢预处理反应器C得进料口连接，第三路经管线11与加氢处理反应器D连接；所述加氢预处理反应器C的出口分三路，第一路经管线8与加氢预处理反应器A的进料口连接，第二路经管线9与加氢预处理反应器B的进料口连接，第三路经管线12与加氢处理反应器D连接；所述管线1上设置有阀门101，所述管线2上设置有阀门102，所述管线3上设置有阀门103，所述管线4上设置有阀门104，所述管线5上设置有阀门105，所述管线6上设置有阀门106，所述管线7上设置有阀门107，所述管线8上设置有阀门108，所述管线9上设置有阀门109，所述管线10上设置有阀门1010，所述管线11上设置有阀门1011，所述管线12上设置有阀门1012，所述加氢处理反应器得到的生成油13进入分离器E分离后得到得到液化气20和加氢生成油14，所述加氢生成油14进入催化裂化反应区F，与高温再生催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，反应后产物经分馏得到气体15、催化裂化汽油馏分16、催化裂化柴油馏分17、催化裂化循环油18和催化裂化油浆19，气体15和催化裂化汽油馏分16排出装置，催化裂化柴油馏分17和催化裂化重循环油馏分18返回加氢预处理反应区，与渣油原料混合进入加氢预处理反应区进行反应，催化裂化油浆19排出装置进行适宜处理后利用。本发明劣质油品处理工艺方法中，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C可以按照任意顺序失活，一共包括如下6种过程1、按照加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，关闭进料管线1的阀门101、管线11的阀门1011和管线12的阀门1012，打开管线8上的阀门108和管线4上的阀门104，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器B的压降达到临界值时，关闭进料管线2的阀门102、管线8的阀门108，打开管线9上的阀门109，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。2、按照加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器C、加氢预处理反应器B的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，关闭进料管线1的阀门101、管线11的阀门1011和管线12的阀门1012，打开管线8上的阀门108和管线4上的阀门104，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，关闭进料管线3的阀门103、管线4的阀门104，打开管线5上的阀门105，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。3、按照加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢预处理反应器A的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器B的压降达到临界值时，关闭进料管线2的阀门102、管线10的阀门1010和管线12的阀门1012，打开管线9上的阀门109和管线6上的阀门106，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，关闭进料管线3的阀门103、管线6的阀门106，打开管线7上的阀门107，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。4、按照加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器C的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器B的压降达到临界值时，关闭进料管线2的阀门102、管线10的阀门1010和管线12的阀门1012，打开管线9上的阀门109和管线6上的阀门106，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，关闭进料管线1的阀门101、管线9的阀门109，打开管线8上的阀门108，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。5、按照加氢预处理反应器C、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器A的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，关闭进料管线3的阀门103、管线10的阀门1010和管线11的阀门1011，打开管线7上的阀门107和管线5上的阀门105，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器B的压降达到临界值时，关闭进料管线2的阀门102、管线7的阀门107，打开管线6上的阀门106，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。6、按照加氢预处理反应器C、加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B的顺序失活（1）开工时，管线1、管线2、管线3、管线10、管线11、管线12上的阀门101、阀门102、阀门103、阀门1010、阀门1011、阀门1012打开，管线4、管线5、管线6、管线7、管线8、管线9上的阀门104、阀门105、阀门106、阀门107、阀门108、阀门109关闭；（2）当加氢预处理反应器C的压降达到临界值时，关闭进料管线3的阀门103、管线10的阀门1010和管线11的阀门1011，打开管线7上的阀门107和管线5上的阀门105，此时完成一次由并联到串联的切换操作；（3）当加氢预处理反应器A的压降达到临界值时，关闭进料管线1的阀门101、管线5的阀门105，打开管线4上的阀门104，此时完成第2次由并联到串联的切换操作；（4）当加氢预处理反应器B的压降达到临界值时，整个反应系统需要停工处理。下面结合具体的实施例来说明本发明的效果，本发明所述实施例和比较例中所用原料包括三种，分别为原料A，原料B，原料C，具体性质见表1，所述实施例1～4中催化剂的装填方式见表3，所述比较例1～4中催化剂的装填方式见表4，所述实施例1～4的反应条件见表5，所述比较例1～4的反应条件见表6，所述实施例1～4和比较例1～4的反应结果见表7。所述比较例1-4中采用常规的串联工艺，其他分别与实施例1～4对应相同。本发明实施例中所述的加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C为样式，大小相同的反应器，所述比较例中的反应器A、反应器B、反应器C为样式，大小相同的反应器。实施例1实施例1所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C渣油进料都采用原料A性质见表1，将催化裂化装置的50%的催化裂化柴油和全部的催化裂化重循环油循环至加氢预处理反应区，性质见表2。其中催化裂化重循环油全部分配给加氢预处理反应器A、分配给加氢预处理反应器B的催化裂化柴油比例为15%、分配给加氢预处理反应器C的催化裂化柴油比例为35%。所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C的催化剂总装量、进料性质和进料量完全相同，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢处理反应器D的催化剂按照表3中的方式装填，所述渣油加氢操作条件见表5，具体渣油加氢反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。实施例2实施例2中，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C中都采用渣油原料B，将催化裂化装置的30%的催化裂化柴油和全部的催化裂化重循环油循环至加氢预处理反应区，其中催化裂化重循环油全部分配给加氢预处理反应器A、分配给加氢预处理反应器B的催化裂化柴油比例为15%、分配给加氢预处理反应器C的催化裂化柴油比例为15%。各反进料空速不同，所述加氢预处理反应器A液时体积空速为0.20h-1，加氢预处理反应器B液时体积空速为0.32h-1，加氢预处理反应器C液时体积空速为0.44h-1。加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C中采用相同的催化剂装填方式，催化剂装填方式见表3，所述渣油加氢操作条件见表5，具体渣油加氢反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。实施例3实施例3中，所述加氢预处理反应器A中采用原料A、加氢预处理反应器B中采用原料B、加氢预处理反应器C中采用原料C，所用渣油原料性质见表1，将催化裂化装置的50%的催化裂化柴油和全部的催化裂化重循环油循环至加氢预处理反应区，其中催化裂化重循环油全部分配给加氢预处理反应器A、分配给加氢预处理反应器B的催化裂化柴油比例为25%、分配给加氢预处理反应器C的催化裂化柴油比例为25%。所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C的进料量相同，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C中采用相同的催化剂装填方式，催化剂装填方式见表3，所述渣油加氢操作条件见表5，具体渣油加氢反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。实施例4实施例4中，所述加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C中采用原料C作为进料，将催化裂化装置的30%的催化裂化柴油和全部的催化裂化重循环油循环至加氢预处理反应区，其中催化裂化重循环油全部分配给加氢预处理反应器A、分配给加氢预处理反应器B的催化裂化柴油比例为10%、分配给加氢预处理反应器C的催化裂化柴油比例为20%。三台加氢预处理反应器进料量完全相同。所述加氢预处理反应器A平均反应温度为365℃、加氢预处理反应器B平均反应温度为375℃、加氢预处理反应器C平均反应温度为385℃、加氢处理反应器D的平均反应温度为383℃，催化剂装填方式见表3，所述渣油加氢操作条件见表5，具体渣油加氢反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。比较例1比较例１中也采用４个反应器，分别为反应器A、反应器B、反应器C、反应器D，反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用依次串联的形式连接。比较例1中所用原料A性质见表1，反应器A的进料量和进料性质与实施例1的总进料量和进料性质完全相同。所述反应器A、反应器B、反应器C和反应器D的催化剂总装量与实施例对应加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢脱硫反应器D相同，但是各个种类催化剂的装填量有所不同，按照表4中的方式装填。催化裂化装置得到的催化裂化柴油直接出装置，催化裂化重循环油在催化裂化装置内部循环裂解。所述渣油加氢操作条件见表6，具体反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。比较例2比较例2中也采用４个反应器，分别为反应器A、反应器B、反应器C、反应器D，反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用依次串联的形式连接。比较例2中采用原料B，性质见表1，反应器A入口与实施例2总的进料量和进料性质完全相同。所述反应器A、反应器B、反应器C和反应器D的催化剂总装量与实施例2对应的加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢脱硫反应器D相同，但是各个种类催化剂的装填量有所不同，按照表4中的方式装填，所述渣油加氢操作条件见表6，具体反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。催化裂化装置得到的催化裂化柴油直接出装置，催化裂化重循环油在催化裂化装置内部循环裂解。比较例3比较例3中也采用４个反应器，分别为反应器A、反应器B、反应器C、反应器D，反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用依次串联的形式连接。比较例3采用原料A，原料B，原料C等比例混合原料，对比例中反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用串联的形式，反应器A入口与实施例3总的进料量和混合进料性质相同。所述反应器A、反应器B、反应器C和反应器D的催化剂总装量与实施例对应加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢脱硫反应器D相同，但是各个种类催化剂的装填量有所不同，按照表4中的方式装填，所述渣油加氢操作条件见表6，具体反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。催化裂化装置得到的催化裂化柴油直接出装置，催化裂化重循环油在催化裂化装置内部循环裂解。比较例4比较例4中也采用４个反应器，分别为反应器A、反应器B、反应器C、反应器D，反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用依次串联的形式连接。比较例4采用原料C，性质见表1，对比例中反应器A、反应器B、反应器C和反应器D采用串联的形式，反应器A入口与实施例4总的进料量和进料性质相同。所述反应器A、反应器B、反应器C和反应器D的催化剂总装量与实施例对应加氢预处理反应器A、加氢预处理反应器B、加氢预处理反应器C、加氢脱硫反应器D相同，但是各个种类催化剂的装填量有所不同，按照表4中的方式装填，所述渣油加氢操作条件见表6，具体反应结果见表7。催化裂化操作条件见表8，具体催化裂化催化剂性质见表9，催化裂化产品分布产品性质见表10。催化裂化装置得到的催化裂化柴油直接出装置，催化裂化重循环油在催化裂化装置内部循环裂解。表1渣油原料性质表2催化裂化柴油和重循环油性质表3实施例1～4中催化剂装填方式表4对比例1～4中催化剂装填方式表5实施例1～4的渣油加氢反应条件表6对比例1～4的渣油加氢反应条件表7稳定运转周期和渣油加氢生成油性质实施例1比较例1实施例2比较例2运转周期9950小时，其中6600小时预处理反应器C压降达到设计值，8560小时预处理反应器B压降达到设计值8500小时二反压降达到设计上限装置被迫停工。9700小时，其中6400小时预处理反应器C压降达到设计值，8200小时预处理反应器B压降达到设计值8072小时二反压降达到设计上限装置被迫停工。密度(20℃)，g/cm3935.0938.8931934S,wt%0.420.460.390.43N，µg.g-11467158015481615CCR，wt%5.125.605.165.77Ni＋V，µg.g-112.214.71316实施例3比较例3实施例4比较例4运转周期11100小时，其中6900小时预处理反应器A压降达到设计值，8300小时预处理反应器B压降达到设计值8430小时二反压降达到设计上限装置被迫停工。9640小时，其中6200小时预处理反应器C压降达到设计值，8200小时预处理反应器B压降达到设计值8500小时二反压降达到设计上限装置被迫停工。密度(20℃)，g/cm3932930927929S,wt%0.410.480.310.36N，µg.g-12117234618302037CCR，wt%4.605.265.125.86Ni＋V，µg.g-113.815.512.615.6表8催化裂化工艺条件表9催化裂化催化剂物化性质表10催化裂化产品分布结果及催化裂化汽油性质当前第1页1 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