CN103074102A - 一种连续液相烃油加氢处理方法 - Google Patents

Abstract

一种连续液相烃油加氢处理方法，反应器内有多个催化剂床层，床层之间设置有混合器，能够将反应器内物流与氢气进行混合。反应器的多个混合器并不同时使用，而是根据所加工原料油的性质与产品的要求，选择向不同的混合器内通入氢气进行混合。同现有的两相加氢工艺相比，本发明对原料油的适应性更强，能够在保证整个反应器内的加氢反应具有较高的反应速率和催化剂稳定性，同时烃油与氢气的混合次数达到最少，从而降低了加工成本。

Description

一种连续液相烃油加氢处理方法

技术领域

本发明属于在氢气存在的情况下烃油的处理方法，更具体地说，是一种无氢气循环的烃油加氢处理方法。

背景技术

随着世界范围环保要求的日益严格，人们对石油产品质量的要求也越来越苛刻。欧盟国家从2009年开始实施了欧V排放标准，美国、日本等发达国家也颁布了各自的汽、柴油产品指标。中国也从2010年开始实施了相当于欧III排放标准的国III标准，在北京、上海已经开始实施相当于欧IV排放标准的地方汽、柴油产品指标。

目前生产满足欧IV、欧V排放标准的汽、柴油采用的加氢处理技术大都是滴流床加氢反应器，即反应器内的气相为连续相，液相被气相空间所包围以液滴或液膜的形式存在。研究表明，在滴流床反应器中，氢气从气相扩散并溶解到油中的速度是整个加氢反应的控制步骤。传统的滴流床反应采用较高的氢油比的原因之一就是强化气液传质，加速氢气的溶解，从而提高加氢脱硫、脱氮反应的反应速率。另外，加氢反应是一个强放热反应，为了维持催化剂床层温度，需要利用大量的过量氢通过催化剂床层带走反应产生的热量。因此，传统的滴流床加氢工艺反应物中氢气和原料油的初始体积比较大(标准状态氢油体积比一般为化学氢耗量的4～8倍)。这些没有参与化学反应的过量的氢气需要不断地循环使用，这就造成加氢精制装置的投资费用和操作成本大幅度提高。

为了解决氢气大量循环的问题，各专利商开始考虑利用烃油作为溶氢介质为加氢过程供氢。US4857168公开了重馏分油的加氢裂化方法。该方法采用稀释剂和氢气两者来给裂化过程供应氢。稀释剂的添加将限制焦炭在催化剂上的形成，并且可以基本上或者完全消除焦炭的形成。但是稀释剂需要不断地再生，再生需要在另一个含有催化剂的反应器内进行。

US6123835公开了两相加氢处理方法。该工艺将原料油、稀释剂和氢气充分混合，使得原料油和稀释剂均与混合，并且氢气充分溶解于原料油和稀释剂的混合溶液。然后进行气液分离，使液相部分进入反应器，发生加氢反应。反应器出口的烃油分为两部分，部分作为稀释剂与原料油混合，部分进入后续单元，两者的比值称为循环比，该工艺的循环比为1∶1～2.5∶1。该方法无需氢气循环，避免了循环氢压缩机的使用。但由于原料油和稀释剂的溶氢能力有限，对于处理化学氢耗较大的原料油存在困难。

US6428686、US6881326、US7291257和US7569136对US6123835的内容进行了补充，这些专利指出可以从反应器中部将烃油抽出，与氢气充分混合后将烃油返回反应器继续反应；或者在反应器内部增加气液混合装置，烃油与氢气在该装置内充分混合后，再让烃油进入催化剂床层继续反应。这一设计使得原料油和稀释剂能够多次与氢气充分混合，烃油能够溶解更多的氢气，该工艺可以处理化学氢耗较大的原料油，拓宽了该工艺的应用范围。但这些专利中没有明确的指出烃油与氢气混合的位置，混合位置选择的不恰当可能导致混合次数过多、产品质量下降或者催化剂失活。

US2009/0321310A1公开了没有气体循环压缩机的三相加氢处理方法。该方法采用两反应器串联操作，原料油与一反出口的部分烃油以及二反尾部的高压分离罐分离得到的富氢气体进行混合，混合后的烃油进入一反进行加氢反应。一反出口烃油部分循环与原料油混合，另一部分烃油与新氢一同进入二反，二反为气液固三相共存的滴流床反应器，在该反应器内烃油深度加氢得到产品。该方法与传统的滴流床工艺相比无需循环氢压缩机，节省了投资；与纯粹的两相加氢相比，采用滴流床作为二反进行深度加氢，解决了硫化氢溶解于烃油中，不利于脱硫反应进行的问题。但该工艺存在烃油溶氢能力有限的问题，对于处理化学氢耗较大的原料油存在困难。

发明内容

现有技术是将氢气、烃油和反应器流出物在反应器外混合后进入反应器，依靠烃油和反应器流出物中溶解的氢气维持加氢反应的进行。反应器流出物部分循环，这部分流出物不仅可以溶解氢气供给加氢反应，还可以带走加氢过程产生的热量，避免催化剂床层温升过大。从这一角度来考虑，反应器流出物的循环量越大，越有利于加氢反应的进行。然而在实际生产过程中，受能耗等因素制约，反应器流出物循环量不宜过大，一般为原料油进料量的1～5倍，更优的是1.5～2.5倍。对于化学氢耗较大的烃油加氢过程，烃油中溶解的氢气不足以供给加氢反应所需，导致加氢深度不够甚至造成催化剂失活。

现有技术为解决这一矛盾，在反应器中段将烃油抽出与氢气混合或者在反应器内部加混合器进行烃油和氢气的混合，使得烃油与氢气能够多次混合，增大了烃油携带氢气的总量。但是，这些现有技术中没有对烃油与氢气的混合位置进行考察。混合位置选择的不恰当将导致混合次数过多、产品质量下降或者催化剂失活。

本发明的目的是提供一种与常规滴流床加氢方法相比，可取消氢气循环压缩机实现烃油的加氢处理，该方法可以在较低反应器流出物循环的条件下，实现不同原料油的加氢处理。

本发明提供的方法包括：

反应器内设置n个催化剂床层，相邻催化剂床层之间设置有混合器，在混合器内，反应器内物流与外来的氢气进行混合，反应器的n-1个混合器并不同时使用，而是根据反应器内物流中氢气的浓度，选择在不同的混合器内与通入的氢气进行混合，其中2≤n≤10。

当反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g时，其不需要与外来通入的氢气在混合器内进行混合。只有当反应器内物流中氢气的浓度低于一定程度才需要通过混合器。在保持高加氢反应速率和好的催化剂稳定性的情况下，使得反应器内物流与氢气的混合次数达到最少，从而压降低，能耗低，降低了加工成本。

在本发明优选的一个实施方案中，包括如下步骤：

(1)在进入反应器前在压力恒定的环境中将原料油、反应器流出物和氢气进行混合，将混合后的物质引入装有加氢催化剂的反应器；

(2)步骤(1)所述的反应器内有n个催化剂床层，沿着反应器物流方向，依次为第1个、第2个...第n个催化剂床层，在相邻催化剂床层之间设置有n-1个混合器，沿着反应物流方向，依次为第1个、第2个...第n-1个混合器，在第1个到第n-1个催化剂床层底部设置采样口，可抽取催化剂床层出口处的部分反应器内物流，进行氢气浓度测定，

(3)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度处于2×10^-4gH₂/g～5×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m个混合器内与氢气进行混合，其中1≤m＜n，

(4)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度小于2×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m-1个混合器内与氢气进行混合，

(5)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g时，该反应器内物流不需要与氢气混合，则直接流向第m+1个催化剂床层。

采用本发明提供的方法，不需要循环压缩机，根据烃油中氢气的浓度，控制烃油和氢气混合位置，能够在较低反应器流出物循环的条件下，处理直馏柴油或劣质二次加工柴油。本发明同传统的滴流床工艺相比，不需要循环压缩机，设备投资及操作费用均较低。同现有的两相加氢工艺相比，对原料油的适应性更强，能够在保证整个反应器内的加氢反应具有较高的反应速率和催化剂稳定性，同时烃油与氢气的混合次数达到最少，从而降低了加工成本。

附图说明

附图是本发明提供的液相加氢处理方法示意图。

具体实施方式

本发明将原料油、反应器流出物和氢气充分混合，溶解了氢气的混合物进入反应器。整个反应器设有多个床层，床层之间有混合器，能够将混合物与氢气进行混合，每个床层底部设有采样口，能够测定该床层出口处反应器内物流中氢气的浓度。反应器内的多个混合器在实际生产过程中并不一定同时使用，而是根据所加工原料油的性质与产品的要求，反应器内物流选择在不同的混合器内与外来通入的氢气进行混合，本发明的具体实施方式如下：

在步骤(1)中，在进入反应器前在压力恒定的环境中将原料油、反应器流出物和氢气进行混合，将混合后的物质引入装有加氢催化剂的反应器。

在步骤(2)中，根据原料油组成性质和对产品的不同质量要求，可将加氢催化剂分为n个床层，沿着反应器物流方向，依次为第1个、第2个...第n个催化剂床层，在相邻催化剂床层之间设置有n-1个混合器，沿着反应物流方向，依次为第1个、第2个...第n-1个混合器，在第1个到第n-1个催化剂床层底部设置采样口，可抽取催化剂床层出口处的部分反应器内物流，进行氢气浓度测定。测定的是步骤(1)所述的混合物质和上述混合物质发生化学反应后生成物的液相部分中氢气的浓度。

(3)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度处于2×10^-4gH₂/g～5×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m个混合器内与氢气进行混合，即在最邻近采样口的混合器内混合，其中1≤m＜n，

(4)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度小于2×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m-1个混合器内与氢气进行混合，即在最邻近采样口的混合器上游的相邻混合器处进行混合。

(5)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g时，该反应器内物流不需要与氢气混合，则直接流向第m+1个催化剂床层。不通过混合器而经过旁路进入下一床层。

上述混合器的选用是根据反应器内物流中氢气的浓度来确定的。由于烃油的氢气饱和溶解度较低，当烃油中溶解氢气的浓度较大时，烃油与氢气再次混合时受到饱和溶解度的限制，烃油中溶解氢气的浓度增幅很小，不具有实际操作意义。然而，烃油所溶解氢气的浓度较低时，加氢反应速率缓慢，当烃油所溶解氢气的浓度小于2×10^-4gH₂/g时，催化剂快速失活。通过研究可知，在上述混合物以及反应生成物的液相中氢气的浓度为2×10^-4gH₂/g～5×10^-4gH₂/g的范围内将其与氢气再次混合，能够实现混合次数少、产品质量高和催化剂稳定性好。

本发明适时地监控反应器内物流中的氢气的浓度，当氢气的浓度在2×10^-4gH₂/g～5×10^-4gH₂/g的范围内将反应器内物流与氢气的混合，保证整个反应器内的加氢反应具有较高的反应速率和催化剂稳定性，同时烃油与氢气的混合次数达到最少。本发明能够在较低反应器流出物循环的条件下，实现不同原料油的加氢处理。

原料油在加氢催化剂的作用下进行加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和以及裂化等反应。反应条件为：反应温度250～450℃，优选280～430℃，***压力1.0～18.0MPa，优选3.0～15.0MPa，液时体积空速0.1～9.0h^-1，优选0.3～6.0h^-1，循环的反应器流出物∶原料油进料＝1∶1～10∶1，优选1∶1～3∶1。

所述的原料油选自于直馏柴油、催化裂化柴油、焦化柴油、减粘柴油、减压瓦斯油中的一种或几种。

加氢催化剂为常规的具有加氢精制或加氢改质功能的催化剂，可为负载型加氢催化剂，也可为非负载型加氢催化剂。

反应器底部流出物进入高压分离器进行气液分离，得到第一气相和第一液相，所得的第一气相经过换热后，得到第二气相和第二液相，其中第二气相排放，第二液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；第一液相部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，剩余部分经过换热后作为产品出装置。

在本发明其中一个优选的实施方案中，原料油、反应器流出物和氢气的混和物可从反应器底部进入。

下面通过附图，对本发明的方法予以进一步地说明，但并不因此而限制本发明。

如附图所示，原料油经管线1，部分新氢经管线2与原料油混合，经加热炉4加热，然后与来自管线5的反应器流出物以及来自管线6的高分气冷凝液(第二液相)在混合器7中混合，混合后的物质由管线8进入加氢反应器9。在加氢反应器中原料油和氢气在加氢催化剂作用下发生反应，反应器9内有两个催化剂床层，在第一催化剂床层底部有采样口10。通过采样口10取样分析反应器内物流中氢气浓度，以判定反应器内物流是在混合器11内与来自管线3新氢混合，还是不与氢气混合，直接进入第二催化剂床层。反应后物流进入高压分离器15进行气液分离，高压分离器顶部的气流(第一气相)由管线16进入冷凝器17，冷凝器底顶部气相物流(第二气相)作为废气排出，下部的液相物流(第二液相)经管线6进入混合器7。高压分离器底部液相物流(第一液相)部分通过管线18排出装置，另一部分经管线5进入混合器7。

下面的实施例将对本发明提供的方法，予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例和对比例所用的负载型加氢精制催化剂的商品牌号为RS-1000，所用的加氢裂化催化剂的商品牌号为RHC-5，均为中国石化催化剂分公司生产。

实施例1

以一种中东高硫直馏柴油馏分为原料油1，原料油1与反应器流出物、氢气在6.5MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有负载型加氢精制催化剂的反应器，在此进行深度加氢脱硫反应，反应条件为：反应温度355℃，反应器压力6.4MPa，原料油液时体积空速1.5h^-1。反应器均匀分为三个床层，在2床层出口处，测得反应器内物流中氢气浓度为5×10^-4gH₂/g，反应器内物流和外来通入的氢气进入2床层和3床层之间的第二混合器进行混合，混合后进入3床层继续进行反应，在1床层出口处测得反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g，因此不需要在第一混合器内与氢气进行混合。本实施例反应器内物流与外来通入氢气混合的次数为1次。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为1∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本实施例的原料油1主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表2所示。

对比例1

原料油1与反应器流出物、氢气在6.5MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有加氢精制催化剂的反应器、进行深度加氢脱硫反应，反应条件同实施例1。反应器均匀分为三个床层，反应器内物流与外来通入的氢气在1床层和2床层之间的第一混合器内进行混合，混合后的物料进入反应器内下一床层进行反应。测得1床层出口处反应器内物流中氢气的浓度浓度为8×10^-4gH₂/g。本对比例反应器内物流与外来通入氢气混合的次数为1次。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为1∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。反应条件及产品主要性质如表2所示。

表1原料油性质

原料油	原料油1	原料油2	原料油3
				原料类型	直馏柴油	催化柴油	沙轻VGO
密度(20℃)，g/cm3	0.8321	0.8921	0.9098
				硫含量，μg/g	9700	7700	18000
氮含量，μg/g	97	536	986
				馏程ASTM D-86，℃
IBP	188	177	255
				10％	224	210	386
50％	277	267	443
				90％	338	343	496
FBP	365	374	550

表2

从表1可以看出，原料油1为一种高硫直馏柴油馏分，硫含量为9700μg/g，氮含量为97μg/g，。从表2可以看出，采用实施例1的方法，产品的硫含量为9μg/g，硫含量满足欧V柴油排放标准，可作为优质的清洁柴油调和组分。在相同的工艺条件下采用对比例1的加氢技术，得到的产品的硫含量为38μg/g。以对比例1的脱硫、脱氮活性作为100，计算得到实施例1的相对脱硫活性、相对脱氮活性分别为259及274。本发明的提供的方法(实施例1)对反应器内物流与氢气再混合的位置加以控制，而现有的加氢技术(对比例1)对反应器内物流与氢气再混合的位置不控制。对比两者可以发现，在相同混氢次数的条件下，采用本发明的提供的方法可以得到硫含量、氮含量更低的符合清洁柴油标准的产品。

实施例2

一种二次加工催化裂化柴油馏分为原料油2，原料油2与反应器流出物、氢气在8.2MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有负载型加氢精制催化剂的反应器中进行深度加氢脱硫反应，反应条件为：反应温度370℃，反应器压力8.0MPa，原料油液时体积空速1.5h^-1。反应器均匀分为五个床层，在1床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为3×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气在第一混合器内进行混合，混合后进入2床层进行反应；在3床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为3×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气在第三混合器内进行混合，混合后进入反应器4床层进行反应，整个过程需混合2次。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为1.5∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本实施例的原料油2主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表3所示。

对比例2a

将原料油2与反应器流出物、氢气在8.2MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有负载型加氢精制催化剂的反应器中进行深度加氢脱硫反应，反应条件与实施例2相同。反应器均匀分为五个床层，在2床层出口处测得反应器内物流氢气浓度为1×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气进入第二混合器进行混合，混合后进入3床层进行反应；在3床层出口处测得反应器内物流氢气浓度为6×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气进入第三混合器进行混合，混合后进入4床层进行反应，整个过程需混合2次。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为1.5∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本对比例的原料油主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表3所示。

对比例2b

将原料油2与反应器流出物、氢气在8.2MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有负载型加氢精制催化剂的反应器中进行深度加氢脱硫反应，反应条件与实施例2相同。反应器均匀分为五个床层，在1床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为3×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气在第一混合器进行混合，混合后进入2床层进行反应；在2床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为7.5×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气进入第二混合器进行混合，混合后进入反应器内3床层进行反应，在4床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为2×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气进入第四混合器进行混合，混合后进入反应器内5床层进行反应，整个过程需混合3次。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为1.5∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本对比例的原料油主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表3所示。

表3

从表1可以看出，原料油2为一种催化裂化柴油馏分，硫含量为7700μg/g，氮含量为536μg/g。从表3可以看出，采用实施例2的方法，产品的硫含量为45μg/g，硫含量满足欧IV柴油排放标准，可作为优质的清洁柴油调和组分。在相同的工艺条件下采用对比例2a的方法，得到的产品的硫含量为103μg/g。在相同的工艺条件下采用对比例2b的方法，增加一次混氢，得到的产品的硫含量为42μg/g。以对比例2a的脱硫、脱氮活性作为100，计算得到实施例2的相对脱硫活性、相对脱氮活性分别为175及119，对比例2b的相对脱硫活性、相对脱氮活性分别为183及121。本发明所提供的方法对反应器内物流与氢气再混合的位置加以控制，而现有的方法对反应器内物流与氢气再混合的位置和次数不进行控制。对比三者可以发现，在相同混氢次数的条件下，采用本发明的加氢技术可以得到硫含量、氮含量更低的符合清洁柴油标准的产品；或者在达到相同清洁柴油标准的产品时，采用本发明混氢次数更少。

实施例3

以一种沙特轻质VGO为原料油3，原料油3与反应器流出物、氢气在15MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有加氢催化剂的反应器。第一反应器装填负载型加氢精制催化剂，第二反应器装填负载型加氢裂化催化剂。反应条件为：第一反应器温度380℃，第二反应器温度395℃，反应器压力14.5MPa，原料油液时体积空速1.2h^-1。每个反应器按照1.5∶2∶1.5∶2∶3的装填比例分为五个床层，在第一反应器的2床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为4.0×10^-4gH₂/g，反应器内物流与氢气在第二混合器进行混合，混合后进入第一反应器3床层进行反应，在第一反应器1床层、3床层、4床层出口处测得反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g，因此不需要在混合器内与氢气进行混合。在第二反应器的2床层出口处测得反应器内物流中氢气浓度为3.0×10^-4gH₂/g，反应器内物流和氢气在第二混合器进行混合，混合后进入第二反应器内3床层进行反应。在第二反应器1床层、3床层、4床层出口处测得反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g，因此不需要在混合器内与氢气进行混合。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为3∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本实施例的原料油3主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表4所示。

对比例3

原料油3与反应器流出物、氢气在15MPa的压力下混合，将混合后的物质引入装有加氢催化剂的反应器。第一反应器装填负载型加氢精制催化剂，第二反应器装填负载型加氢裂化催化剂。反应条件与实施例3相同。每个反应器按照1.5∶2∶1.5∶2∶3的装填比例分为五个床层，在第一反应器，反应器内物流和氢气在3床层和4床层之间的第三混合器内进行混合，测得3床层出口处反应器内物流中氢气浓度为1.3×10^-4gH₂/g，混合后进入第一反应器4床层进行反应；在第二反应器，反应器内物流和氢气在在3床层和4床层之间的第三混合器内进行混合，测得3床层出口处反应器内物流中氢气浓度为0.8×10^-4gH₂/g，混合后进入第二反应器内4床层进行反应。

反应器流出物在高压分离器进行气液分离，经过高压分离器分离所得的气相部分经过换热后，将气相部分排放，冷凝下来的液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；高压分离器所得的液相一部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，另一部分经过换热后作为产品出装置，两部分的质量比为3∶1。引出装置的反应生成物进入分馏***，切割为石脑油馏分、优质柴油馏分。本对比例的原料油3主要性质如表1所示，反应条件及产品主要性质如表4所示。

表4

从表1可以看出，原料油3为沙特轻质VGO，密度为0.9098g/cm³，硫含量为18000μg/g，氮含量为986μg/g。从表4可以看出，采用实施例3和对比例3的方法，在反应初期两者＞350℃转化率相同。然而，采用实施例3的方法，维持该转化率运行1000小时，需要补偿温度1.5℃；采用对比例3的方法，维持该转化率运行1000小时，需要补偿温度6℃。这是因为对比例3中混合物质中液相氢气浓度降低至1×10^-4gH₂/g才进行补氢，过低的氢气浓度无法阻止烃油在催化剂表面积炭，导致催化剂活性下降。可见，采用本发明的加氢技术与现有的加氢技术相比，可以在相同工艺条件、相同产品质量的前提下，提高催化剂寿命。

Claims (10)

1.一种连续液相烃油加氢处理方法，其特征在于，反应器内设置n个催化剂床层，相邻催化剂床层之间设置有混合器，在混合器内，反应器内物流与外来的氢气进行混合，反应器的n-1个混合器并不同时使用，而是根据反应器内物流中氢气的浓度，选择在不同的混合器内与通入的氢气进行混合，其中2≤n≤10。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，当反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g时，其不需要与外来通入的氢气在混合器内进行混合。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，包括如下步骤：

(1)在进入反应器前在压力恒定的环境中将原料油、反应器流出物和氢气进行混合，将混合后的物质引入装有加氢催化剂的反应器；

(2)步骤(1)所述的反应器内有n个催化剂床层，沿着反应器物流方向，依次为第1个、第2个...第n个催化剂床层，在相邻催化剂床层之间设置有n-1个混合器，沿着反应物流方向，依次为第1个、第2个...第n-1个混合器，在第1个到第n-1个催化剂床层底部设置采样口，可抽取催化剂床层出口处的部分反应器内物流，进行氢气浓度测定，

(3)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度处于2×10^-4gH₂/g～5×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m个混合器内与氢气进行混合，其中1≤m＜n，

(4)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度小于2×10^-4gH₂/g，则将该反应器内物流在第m-1个混合器内与氢气进行混合，

(5)当测定步骤(2)所抽出第m层催化剂床层出口处的反应器内物流中氢气的浓度大于5×10^-4gH₂/g时，该反应器内物流不需要与氢气混合，则直接流向第m+1个催化剂床层。

4.按照权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于，反应器底部流出物进入高压分离器进行气液分离，得到第一气相和第一液相，所得的第一气相经过换热后，得到第二气相和第二液相，其中第二气相排放，第二液相可作为反应器流出物与原料和氢气进行混合；第一液相部分作为反应器排出物与原料和氢气进行混合，剩余部分经过换热后作为产品出装置。

5.按照权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于，反应条件为：反应温度250～450℃，***压力1.0～18.0MPa，液时体积空速0.1～9.0h^-1。

6.按照权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于，反应条件为：反应温度280～430℃，***压力3.0～15.0MPa，液时体积空速0.3～6.0h^-1。

7.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，循环的反应器流出物∶原料油进料＝1∶1～10∶1。

8.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，循环的反应器流出物∶原料油进料＝1∶1～3∶1。

9.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，所述的原料油选自于直馏柴油、催化裂化柴油、焦化柴油、减粘柴油、减压瓦斯油中的一种或几种。

10.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，原料油、反应器流出物和氢气的混和物从反应器底部进入。

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