一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的工艺及装置的制作方法

本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的工艺及装置。

背景技术：

随着石油资源的不断开采和消耗，世界轻质原油资源越来越少，重质原油的产量不断增长，特别是对于我国多煤少油的资源现状，原油资源储量严重不足，原油中的重质馏份含量高（一般占30%-50%）。而对于全世界经济的持续发展而言，重质油、劣质油将是一种非常重要的资源]。此外，随着煤炭分级分质转化技术的推广和应用，煤焦油总产量逐年增高，据初步估算，全国煤焦油产量约2000万吨/年，如果没有得到合理的利用，不仅给企业带来生存压力，而且会造成严重的资源浪费和环境污染。因此，对重质油、劣质油以及煤焦油等进行加氢实现轻质化和清洁化，已成为化石能源技术发展的趋势之一。

悬浮床加氢工艺是重质/劣质原料在氢气和催化剂存在下进行的以加氢裂化反应为主的加氢工艺，已成为一种新型的重油改质工艺，是目前认为最有希望实现重质和劣质原料轻质化和清洁化的技术之一。

目前，世界上成熟的悬浮床加氢技术主要分为两个方向，一类是采用油溶性液体催化剂的工艺，一类是采用固体催化剂的工艺。

固体催化剂主要是含有活性金属元素的天然矿物、工业废渣以及人工合成的固体粉末添加剂，该类催化剂优点是原料来源广、工艺简单、成本低，缺点是需超细粉碎、不易分散、易沉积、对设备造成磨损、后续尾油处理难度大等。

油溶性液体催化剂，具有分散性好、添加量少、活性高等优点，也不会造成沉积、磨损等问题，还具有较好的抑制结焦效果。缺点是制造成本高、吸附焦炭能力差、从尾油中分离回收困难。

鉴于此，本领域迫切需要对现有的悬浮床加氢系统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：

为了克服现有技术中存在的缺点和不足，本发明的目的在于提供一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的工艺及装置，该工艺及装置通过使用油溶性催化剂实现催化剂的高效分散混合，充分发挥活性金属的加氢性能，促进催化剂更好发挥效能，提高加氢裂化反应速率、减小悬浮床加氢反应器体积，并且可以减少结焦；同时使用固体催化剂，发挥固体催化剂吸附和承载焦炭能力强的特点，实现对悬浮床加氢反应器内结焦物和金属有机物的吸附，促进悬浮床加氢反应器内结焦物和金属有机物的排出；且处理后的轻质油品收率高且品质好，并可降低油溶性催化剂中活性金属的添加量，节能减排，步骤简单，成本低。

本发明的目的通过下述技术方案实现：一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的工艺，包括如下步骤：

（1）将原料油、油溶性催化剂和固体催化剂混合，并输送至悬浮床加氢反应器；

（2）经悬浮床加氢反应器进行加氢裂化反应，得到加氢裂化产物；

（3）将加氢裂化产物进行分馏，得到柴油、蜡油、石脑油和沥青组分；

（4）将加氢裂化产物中的固体催化剂进行分离，油溶性催化剂分解生成的金属硫化物浓缩至上述沥青组分中，作为固体催化剂的配剂油循环。

优选的，所述步骤（1）中，油溶性催化剂为金属钼、铁、钴或镍与有机物形成的络合物。更为优选的，所述油溶性液体催化剂为油溶性钼胺络合物、环烷酸钼、烷基硫代磷酸钼、二烷基二硫代氨基甲酸钼、二烷基二硫代磷酸钼、2-乙基己酸钼、烷基硫代氨基甲酸钼和有机酸钼中的至少一种。所述油溶性液体催化剂可与所加工的重油或重油中的某一段馏分油互溶，在悬浮床加氢反应器内可分解成纳米级的金属硫化物颗粒。

所述固体催化剂为活性炭、兰炭、白土、天然硅藻土和高岭土中的至少一种，固体催化剂的粒径为1-1000μm。所述固体催化剂可以负载钼、铁、钴或镍等金属活性组分，也可称作是吸附剂。所述固体催化剂为扩孔或未扩孔的上述固体吸附剂，具有较大的比表面积，且成本廉价，吸附效果好。

油溶性液体催化剂被加入到悬浮床加氢反应器后可分解成mos2，mo系催化剂可最大限度的发挥其加氢和抗结焦性能，并且活性组分不容易失活，活性衰减速度很慢。固体催化剂可采用多孔结构的活性炭颗粒，最大限度的发挥其吸附金属硫化物和焦炭的作用，且价格非常低廉。

优选的，所述油溶性催化剂的添加量占原料油的0.01-0.10%wt，所述固体催化剂的添加量占原料油的0.5-2.0%wt。具体的，所述油溶性催化剂的添加量根据产品中携带走的金属硫化物的损失量决定，保证悬浮床加氢反应器中活性金属的浓度为0.05-1%wt。

优选的，所述步骤（2）中,悬浮床加氢反应器内的操作压力为16-25mpa，温度为420-460℃，氢油体积比为800-1500：1，体积空速为0.3-1.0h^-1。

优选的，所述步骤（3）具体为：将加氢裂化产物进行热高压分离得到热高分气和热高分油；热高分气依次经高压换热和冷高压分离后得到冷高分气和冷高分油；冷高分油经冷低压分离后得到冷低分气和冷低分油，冷低分油经常压分馏得到石脑油、柴油和蜡油组分；热高分油经热低压分离后得到热低分气和热低分油，热低分油经减压分馏得到柴油、蜡油和沥青组分。

优选的，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℃；所述减压分馏中的减一线操作温度为110-210℃，减二线操作温度为200-300℃。

所述冷高分气用作循环氢，所述热低分气与所述冷低分气混合用作燃料气。

一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的装置，所述装置包括依次连接的原料油和催化剂混合输送单元、悬浮床加氢反应器、产品分馏单元和催化剂分离回用单元。

优选的，所述原料油和催化剂混合输送单元包括原料油和油溶性催化剂混合输送单元、配剂油和固体催化剂混合输送单元以及原料加热和催化剂硫化单元；

所述原料油和油溶性催化剂混合输送单元包括依次连接的原料油和油溶性催化剂混合罐以及原料油升压泵；

所述配剂油和固体催化剂混合输送单元包括依次连接的固体催化剂配置罐和固体催化剂浆液升压泵；

所述原料加热和催化剂硫化单元包括依次连接的原料油高压换热器和原料加热炉，原料油升压泵与原料油高压换热器之间连接有氢气注入管线；

所述原料油高压换热器与原料加热炉的进料口连通，固体催化剂浆液升压泵的出料口与原料加热炉的进料口或出料口连通，原料加热炉的出料口与所述悬浮床加氢反应器的进料口连通；

所述原料油和油溶性催化剂混合罐以及固体催化剂配置罐的下部均设置有搅拌器；所述搅拌器包括至少一层螺旋搅拌桨。

优选的，所述悬浮床加氢反应器采用下进上出的结构，所述悬浮床悬浮床加氢反应器采用空筒结构、带内构件可实现内部液相环流的结构或采用外部循环泵的强制器外循环结构；所述悬浮床加氢反应器的外侧壁设置有3-6层冷氢注入口，每层设置有2-4个均匀分布的冷氢注入口，所述悬浮床加氢反应器的进料口和出料口均呈锥形。

优选的，所述产品分馏单元包括热高压分离器、热低压分离器、高压换热器、冷高压分离器、冷低压分离器、常压塔和减压塔；热高压分离器的进料口与所述悬浮床加氢反应器的加氢裂化产物出口连通，热高压分离器的气相出口依次与高压换热器、冷高压分离器连通，冷高压分离器的气相出口连接有循环氢压缩机，循环氢压缩机的介质出口分别与所述悬浮床加氢反应器外侧壁的冷氢注入口、所述原料油和催化剂混合输送单元的氢气注入管线连通；热高压分离器的液相出口与热低压分离器的进料口连通，热低压分离器的液相出口与减压塔的进料口连通；冷高压分离器的液相出口与冷低压分离器的进料口连通，冷低压分离器的液相出口与常压塔的进料口连通；

所述减压塔从上往下依次设置有减一线蒸馏段、减二线蒸馏段、沥青质抽出集油箱、喷淋洗涤段和液固分离段，减压塔的顶部设置有抽真空装置。

优选的，所述催化剂分离回用单元包括在线液固分离器、混合搅拌罐、离线液固分离器和加热炉；

所述在线液固分离器为水力旋流器、卧螺离心机、沉降罐或带反冲洗的过滤器；优选为水力旋流器。所述水力旋流器包括依次连接的含固浆液升压泵、一级旋流分离器和二级旋流分离器；二级旋流分离器的顶部和所述减压塔的底部均与含固浆液升压泵的进料口连通；

所述离线液固分离器为板框过滤器、卧螺离心机、叠片离心机或自动反冲洗的过滤器；

所述加热炉的进料口与在线液固分离器脱固后的介质出口连通，加热炉的出料口与所述减压塔的进料口连通；

所述混合搅拌罐的进料口与所述在线液固分离器的固相浓缩后的介质出口连通，混合搅拌罐的出料口与离线液固分离器的进料口连通，离线液固分离器的液体出料口与所述加热炉的进料口连通。

本发明的有益效果在于：本发明的工艺及装置通过使用油溶性催化剂实现催化剂的高效分散混合，充分发挥活性金属的加氢性能，促进催化剂更好发挥效能，提高加氢裂化反应速率、减小悬浮床加氢反应器体积，并且可以减少结焦；同时使用固体催化剂，发挥固体催化剂吸附和承载焦炭能力强的特点，实现对悬浮床加氢反应器内结焦物和金属有机物的吸附，促进悬浮床加氢反应器内结焦物和金属有机物的排出；且处理后的轻质油品收率高且品质好，并可降低油溶性催化剂中活性金属的添加量，节能减排，步骤简单，成本低。

附图说明

图1是本发明的装置结构示意图；

图2是本发明所述原料油和催化剂混合输送单元的结构示意图；

图3是本发明所述悬浮床加氢反应器的主视图；

图4是本发明所述悬浮床加氢反应器的俯视图；

图5是本发明所述减压塔的结构示意图；

图6是本发明所述水力旋流器的结构示意图。

附图标记为：1—原料油和催化剂混合输送单元、11—原料油和油溶性催化剂混合罐、12—固体催化剂配置罐、13—原料油升压泵、14—固体催化剂浆液升压泵、15—原料油高压换热器、16—原料加热炉、2—悬浮床加氢反应器、31—热高压分离器、32—热低压分离器、33—高压换热器、34—冷高压分离器、35—冷低压分离器、36—循环氢压缩机、4—减压塔、41减一线蒸馏段、42—减二线蒸馏段、43—沥青质抽出集油箱、44—喷淋洗涤段、45—液固分离段、5—在线液固分离器、51—含固浆液升压泵、52—一级旋流分离器、53—二级旋流分离器、6—混合搅拌罐、7—离线液固分离器、8—加热炉、9—常压塔、10—沥青过滤器。

具体实施方式

为了便于本领域技术人员的理解，下面结合实施例及附图1-6对本发明作进一步的说明，实施方式提及的内容并非对本发明的限定。

在本发明的描述中，除非另有明确的规定和限定，术语“连接”指“连通”，即通过管道连通。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。

实施例1

一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的工艺，包括如下步骤：

（1）将原料油、油溶性催化剂和固体催化剂混合，并输送至悬浮床加氢反应器2；

（2）经悬浮床加氢反应器2进行加氢裂化反应，得到加氢裂化产物；

（3）将加氢裂化产物进行分馏，得到柴油、蜡油、石脑油和沥青组分；

（4）将加氢裂化产物中的固体催化剂进行分离，油溶性催化剂分解生成的金属硫化物浓缩至上述沥青组分中，作为固体催化剂的配剂油循环利用。

所述步骤（1）中，油溶性液体催化剂为油溶性钼胺络合物；固体催化剂为活性炭，固体催化剂的粒径为1μm；油溶性催化剂的添加量占原料油的0.01%wt，固体催化剂的添加量占原料油的0.5%wt。

述步骤（2）中，悬浮床加氢反应器2内的操作压力为16mpa，温度为450℃，氢油体积比为800：1，体积空速为0.5h^-1。

所述步骤（3）具体为：将加氢裂化产物进行热高压分离得到热高分气和热高分油；热高分气依次经高压换热和冷高压分离后得到冷高分气和冷高分油；冷高分油经冷低压分离后得到冷低分气和冷低分油，冷低分油经常压分馏得到石脑油、柴油和蜡油组分；热高分油经热低压分离后得到热低分气和热低分油，热低分油经减压分馏得到柴油、蜡油和沥青组分。

所述热高压分离的工艺参数为：压力18mpa，温度460℃；所述冷高压分离的工艺参数为：压力18mpa，温度60℃；所述冷低压分离的工艺参数为：压力0.5mpa，温度60℃；所述热低压分离的工艺参数为：压力0.5mpa，温度430℃；所述减压分馏中的减一线操作温度为110℃，减二线操作温度为200℃。

实施例2

本实施例与上述实施例1的不同之处在于：

所述步骤（1）中，油溶性液体催化剂为环烷酸钼或烷基硫代磷酸钼，固体催化剂为兰炭，固体催化剂的粒径为100μm；油溶性催化剂的添加量占原料油的0.05%wt，所述固体催化剂的添加量占原料油的1.0%wt。

所述步骤（2）中，悬浮床加氢反应器2内的操作压力为18mpa，温度为440℃，氢油体积比为1000：1，体积空速为1.0h^-1。

所述热高压分离的工艺参数为：压力19mpa，温度420℃；所述冷高压分离的工艺参数为：压力19mpa，温度50℃；所述冷低压分离的工艺参数为：压力0.8mpa，温度350℃；所述热低压分离的工艺参数为：压力0.8mpa，温度400℃；所述减压分馏中的减一线操作温度为150℃，减二线操作温度为240℃。

实施例3

本实施例与上述实施例1的不同之处在于：

所述步骤（1）中，油溶性液体催化剂为二烷基二硫代氨基甲酸钼或二烷基二硫代磷酸钼，固体催化剂为白土，固体催化剂的粒径为500μm；油溶性催化剂的添加量占原料油的0.02%wt，所述固体催化剂的添加量占原料油的2.0%wt。

所述步骤（2）中，悬浮床加氢反应器2内的操作压力为22mpa，温度为435℃，氢油体积比为1200：1，体积空速为0.6h^-1。

所述热高压分离的工艺参数为：压力21mpa，温度380℃；所述冷高压分离的工艺参数为：压力21mpa，温度40℃；所述冷低压分离的工艺参数为：压力1.2mpa，温度40℃；所述热低压分离的工艺参数为：压力1.2mpa，温度400℃；所述减压分馏中的减一线操作温度为180℃，减二线操作温度为260℃。

实施例4

本实施例与上述实施例1的不同之处在于：

所述步骤（1）中，油溶性液体催化剂为2-乙基己酸钼、烷基硫代氨基甲酸钼或有机酸钼，固体催化剂为天然硅藻土或高岭土，固体催化剂的粒径为800μm；油溶性催化剂的添加量占原料油的0.05%wt，所述固体催化剂的添加量占原料油的1.0%wt。

所述步骤（2）中，悬浮床加氢反应器2内的操作压力为25mpa，温度为430℃，氢油体积比为1500：1，体积空速为0.8h^-1。

所述热高压分离的工艺参数为：压力22.5mpa，温度350℃；所述冷高压分离的工艺参数为：压力22.5mpa，温度30℃；所述冷低压分离的工艺参数为：压力1.5mpa，温度30℃；所述热低压分离的工艺参数为：压力1.5mpa，温度350℃；所述减压分馏中的减一线操作温度为210℃，减二线操作温度为300℃。

对比例1

本实施例与上述实施例1的不同之处在于：不采用固体催化剂。

所述步骤（1）中，油溶性催化剂的添加量占原料油的0.1%wt。

所述步骤（2）中，反应温度为420℃，体积空速为0.1h^-1。

对比例2

本实施例与上述实施例1的不同之处在于：不采用油溶性催化剂。

所述步骤（1）中，所述固体催化剂的添加量占原料油的2.0%wt。

所述步骤（2）中，反应温度为465℃，体积空速为0.5h^-1。

实施例5

参见附图1-6，一种利用悬浮床加氢实现重油轻质化的装置，所述装置包括依次连接的原料油和催化剂混合输送单元1、悬浮床加氢反应器2、产品分馏单元和催化剂分离回用单元。

本实施例中，所述括原料油和催化剂混合输送单元1包括原料油和油溶性催化剂混合输送单元、配剂油和固体催化剂混合输送单元以及原料加热和催化剂硫化单元；

所述原料油和油溶性催化剂混合输送单元包括依次连接的原料油和油溶性催化剂混合罐11以及原料油升压泵13；

所述配剂油和固体催化剂混合输送单元包括依次连接的固体催化剂配置罐12和固体催化剂浆液升压泵14；

所述原料加热和催化剂硫化单元包括依次连接的原料油高压换热器15和原料加热炉16，原料油升压泵13与原料油高压换热器15之间连接有氢气注入管线；所述油溶性催化剂在原料油高压换热器15和原料加热炉16中和氢气反应分解生产活性金属的硫化物颗粒。氢气在原料油升压泵13和高压换热器15之间注入，油溶性催化剂在换热过程中可以部分或全部分解成金属硫化物。

所述原料油高压换热器15与原料加热炉16的进料口连通，固体催化剂浆液升压泵14的出料口与原料加热炉16的进料口或出料口连通，原料加热炉的出料口与所述悬浮床加氢反应器2的进料口连通。

油溶性催化剂加入到原料油中，可与原料油完全互溶，通过原料油升压泵13升压换热后再和固体催化剂浆液进行混合，然后经原料加热和催化剂硫化单元加热后送至悬浮床加氢反应器2内。

所述原料油和油溶性催化剂混合罐11以及固体催化剂配置罐12的下部均设置有搅拌器；所述搅拌器包括至少一层螺旋搅拌桨。

本实施例中，所述悬浮床加氢反应器2采用下进上出的结构，所述悬浮床悬浮床加氢反应器2采用空筒结构、带内构件可实现内部液相环流的机构或采用外部循环泵的强制器外循环结构；所述悬浮床加氢反应器2的外侧壁设置有3-6层冷氢注入口，每层设置有2-4个均匀分布的冷氢注入口，所述悬浮床加氢反应器2的进料口和出料口均呈锥形。

本实施例中，所述产品分馏单元包括热高压分离器31、热低压分离器32、高压换热器33、冷高压分离器34、冷低压分离器35、常压塔9和减压塔4；热高压分离器31的进料口与所述悬浮床加氢反应器2的加氢裂化产物出口连通，热高压分离器31的气相出口依次与高压换热器33、冷高压分离器34连通，冷高压分离器34的气相出口连接有循环氢压缩机36，循环氢压缩机36的介质出口分别与所述悬浮床加氢反应器2外侧壁的冷氢注入口、所述原料油和催化剂混合输送单元1的氢气注入管线连通；热高压分离器31的液相出口与热低压分离器32的进料口连通，热低压分离器32的液相出口与减压塔4的进料口连通；冷高压分离器34的液相出口与冷低压分离器35的进料口连通，冷低压分离器35的液相出口与常压塔9的进料口连通。

加氢裂化产物经热高压分离器31分离得到热高分气和热高分油；热高分气依次经高压换热器33和冷高压分离器34分离得到冷高分气和冷高分油；冷高分油经冷低压分离器35分离得到冷低分气和冷低分油，冷低分油经常压塔9分馏得到石脑油馏分、柴油馏分和蜡油馏分；热高分油经热低压分离器32分离得到热低分气和热低分油，热低分油经减压塔4分馏得到柴油馏分、蜡油馏分、沥青馏分以及含固减底油。

循环氢压缩机36的介质出口还串联有两个高压换热器33，循环氢压缩机36与第一个高压换热器33之间连接悬浮床加氢反应器2外侧壁的冷氢注入口，第一个高压换热器33和第二个高压换热器33之间连接原料油和催化剂混合输送单元1的氢气注入管线，第二个高压换热器33连接于原料油和催化剂混合输送单元1和悬浮床加氢反应器2之间。

所述减压塔4从上往下依次设置有减一线蒸馏段41、减二线蒸馏段42、沥青质抽出集油箱43、喷淋洗涤段44和液固分离段45，减压塔4的顶部设置有抽真空装置46。含固浆液自减压塔4下部位置进入减压塔4进行闪蒸分离，气相经过喷淋洗涤段44的洗涤去除其中所含的固体颗粒，液相经过水力旋流器分离掉绝大部分固体颗粒，分离固体后的清液经过加热炉加热，加热后的物料送至减压塔4中部位置再次进行分馏，在减压塔4上的进口位于沥青质抽出集油箱43和减二线蒸馏段42之间的位置。这样设置将需要两个塔才能完成的分馏任务在一个塔内完成，减少了设备数量，降低了投资。

减压塔4沥青组分的处理优先采用沥青过滤器10（陶瓷膜、烧结金属网等）进行处理，过滤后的清液作为制备碳微球、碳纤维、针状焦等碳材料的优质原料，剩余的浓缩液作为固体催化剂的配剂油循环使用。

本实施例中，所述催化剂分离回用单元包括在线液固分离器5、混合搅拌罐6、离线液固分离器7和加热炉8；

所述在线液固分离器5为水力旋流器、卧螺离心机、沉降罐或带反冲洗的过滤器；在本实施例中，选择水力旋流器作为在线液固分离器5，具体的，所述水力旋流器包括依次连接的含固浆液升压泵51、一级旋流分离器52和二级旋流分离器53；二级旋流分离器53的顶部和所述减压塔4的底部均与含固浆液升压泵51的进料口连通；

所述离线液固分离器7为板框过滤器、卧螺离心机、叠片离心机或自动反冲洗的过滤器；

所述加热炉8的进料口与在线液固分离器5脱固后的介质出口连通，加热炉8的出料口与所述减压塔4的进料口连通；

所述混合搅拌罐6的进料口与所述在线液固分离器5的固相浓缩后的介质出口连通，混合搅拌罐6的出料口与离线液固分离器7的进料口连通，离线液固分离器7的液体出料口与所述加热炉8的进料口连通。

1、本发明的固体催化剂采用一次通过模式，在悬浮床加氢反应器2之前加入，在悬浮床加氢反应器2之后的产物分离部分分离出来。

通过液固分离设备完成对加氢裂化产物中的固体催化剂的分离，同时实现了将原料中的金属和反应产生的结焦物的分离过程，避免失活的固体催化剂、结焦物和金属硫化物的反复循环。

所述液固分离设备采用两级水力旋流分离器的方式，如附图2所示，含固减底油经过含固浆液升压泵51升压后送至一级旋流分离器52，一级旋流分离器52保证顶部清液中小于20μm的固体颗粒的分离精度大于95%，一级旋流分离器52底部的浓缩液的流量可以占含固液体的10-30%，一级旋流分离器52底部浓缩液进入二级旋流分离器53进行进一步分离，二级旋流分离器53的主要目的是保证其底部浓缩液中的固含量不低于20-50%。二级旋流分离器53顶部的清液返回至含固浆液升压泵51之前和含固减底油进行混合，进行循环分离。

含固催化剂悬浮床加氢裂化产物中的液相依次经过热高压分离器31、热低压分离器32、减压塔4的液固分离段45和水力旋流器，水力旋流器的清液相经过加热炉8加热后再进入减压塔4进行蒸馏分离。

水力旋流器分离出来的固相经过柴油/洗油/蒽油稀释后进入混合搅拌罐6，稀释后的浆液通过固液分离设备进行过滤，滤饼/滤渣送至催化剂再生部分进行回收利用，滤后清液经加热炉8加热后送至减压塔4。

2、本发明的油溶性催化剂则采用多次循环使用的模式，在悬浮床加氢反应器2之前加入，在悬浮床加氢反应器2后的分离流程中分离掉固体催化剂、轻质油品产物后，再返回至悬浮床加氢反应器2入口循环使用。

油溶性催化剂由于活性衰减速度慢，可循环使用，大幅降低了添加总量。将分离掉固体催化剂的液体中的轻组分馏分分离，实现油溶性催化剂的浓缩，将浓缩后的液体再次返回至悬浮床加氢反应器2中。

由于前面已经将金属硫化物和焦炭分离掉，因此不需要外甩尾油，可实现减压塔4沥青组分的全循环，而不用担心金属硫化物和焦炭的累积问题。

3、本发明的通过将油溶性催化剂和固体催化剂的有效结合，可最大限度发挥着两类催化剂的特点，具体表现在以下方面：反应条件缓和很多；反应强度大很多；脱金属、抗结焦性能提高很多，对劣质原料具有非常强的适应性；减底循环量降低很多；转化率进一步提高，接近百分之百；大幅降低了油溶性催化剂的添加量，提高了悬浮床加氢反应器2内活性金属的浓度；解决了外甩催化剂中活性金属的后续分离处理问题；解决了减压塔4底油去路问题。

对含有固体催化剂的浓缩液加入常温轻质油，混合液经过后续离线液固分离器7（可以是板框过滤器、卧螺离心机、叠片离心机、自动反冲洗的过滤机等）进行固液分离，得到含固膏状物和滤后清液，滤后清液循环至减压塔4入口进行下一步分离，所述含固膏状物作为型煤的原料。

4、本发明的在线液固分离器5分离出来的固相浓缩液经过柴油/洗油/蒽油稀释可以对固体催化剂浓缩液进行降温，缓和后续分离设备的操作条件；加入常温轻质油后，可以将固体催化剂浓缩液中的沥青质析出，析出的沥青质吸附在固体催化剂上；固体催化剂浓缩液中的油溶性催化剂及其分解产物在经过此步骤后，绝大部分都分布在滤后清液中，送至后续减压分离后仍可以循环利用，降低了液固分离过程中对油溶性催化剂分解产生的金属硫化物的携带损失量。

本发明中所述原料油可以为劣质蜡油、渣油、煤焦油、fcc油浆、fcc沥青等劣质重油，在实施例1-4中采用的是渣油，具体参数指标如表1所示：

表1

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按下述公式计算本发明上述实施例1-4及对比例1-2所述工艺的原料油转化率、脱硫率、脱氮率、脱金属率及生焦率以进行工艺效果评价，结果如表2所示。

原料油转化率=小于500℃组分质量（含气体）/原料油质量×100%；

脱硫率=（原料油中有机硫含量-产品油品中有机硫含量）/原料油中有机硫含量×100%；

脱氮率=（原料油中有机氮含量-产品油品中有机氮含量）/原料油中有机氮含量×100%；

脱金属率=（原料油中有机金属化合物含量-产品油品中有机金属化合物含量）/原料油中有机金属化合物含量×100%；

生焦率=产品中甲苯不溶物质量/原料油质量×100%；

催化剂添加比例=催化剂质量/原料油质量×100%；

悬浮床加氢反应器2空速（h^-1）=原料油小时加工量（m³/h）/悬浮床加氢反应器2体积（m³）。

表2

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从上述数据可以看出，本发明的工艺及装置通过使用油溶性催化剂实现催化剂的高效分散混合，充分发挥活性金属的加氢性能，促进催化剂更好发挥效能，提高加氢裂化反应速率、减小悬浮床加氢反应器2体积，并且可以减少结焦；同时使用固体催化剂，发挥固体催化剂吸附和承载焦炭能力强的特点，实现对悬浮床加氢反应器2内结焦物和金属有机物的吸附，促进悬浮床加氢反应器2内结焦物和金属有机物的排出；且处理后的轻质油品收率高且品质好，并可降低油溶性催化剂中活性金属的添加量，节能减排，步骤简单，成本低。

上述实施例为本发明较佳的实现方案，除此之外，本发明还可以其它方式实现，在不脱离本发明构思的前提下任何显而易见的替换均在本发明的保护范围之内。