专利摘要

本发明提供了一种重质原料油的处理方法，其中，该方法在一种原料油处理装置中进行，所述装置包括依次串联的加氢保护单元、加氢处理单元和催化裂解单元，所述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，所述主加氢保护反应器的体积大于所述备用加氢保护反应器的体积；该方法包括：将重质原料油和氢气引入所述装置中，并与所述装置设置的多个加氢催化剂床层接触得到加氢尾油；主加氢保护反应器与备用加氢保护反应器交替使用，所述主加氢保护反应器的在线时间大于所述备用加氢保护反应器的在线时间。本发明的方法低碳烯烃和单环芳烃产率高，且反应器空间利用率高。

权利要求

1.一种重质原料油的处理方法，其特征在于，该方法在一种原料油处理装置中进行，所述原料油处理装置包括依次串联的加氢保护单元、加氢处理单元和催化裂解单元，所述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，所述主加氢保护反应器的体积大于所述备用加氢保护反应器的体积；该方法包括：

在加氢处理反应条件下，将重质原料油和氢气引入所述装置中，并依次与所述装置的加氢保护单元、加氢处理单元设置的多个加氢催化剂床层接触得到气体、加氢石脑油和加氢尾油；

将所述加氢尾油或者减压瓦斯油与所述加氢尾油的混合油送入所述装置的催化裂解单元中与催化裂解催化剂接触；

其中，在加氢保护单元中，主加氢保护反应器与备用加氢保护反应器交替使用，并且，所述主加氢保护反应器的在线时间大于所述备用加氢保护反应器的在线时间。

2.根据权利要求1所述的处理方法，其中，所述重质原料油为渣油、蜡油、催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油、催化裂解油浆蒸出物和馏分油中的一种或多种。

3.根据权利要求2所述的处理方法，其中，所述重质原料油为渣油与催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油和催化裂解油浆蒸出物中的一种或多种的混合油。

4.根据权利要求3所述的处理方法，其中，所述重质原料油含有渣油与催化裂解重循环油，催化裂解重循环油与渣油的质量比为0.02-0.3：1。

5.根据权利要求2所述的处理方法，其中，所述重质原料油为蜡油与催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油和催化裂解油浆蒸出物中的一种或多种的混合油。

6.根据权利要求5所述的处理方法，其中，所述重质原料油含有蜡油与催化裂解重循环油，催化裂解重循环油与蜡油的质量比为0.02-0.3：1。

7.根据权利要求2-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述催化裂解重循环油为催化裂解反应产物经蒸馏后，得到的馏程为350-500℃的产物。

8.根据权利要求2-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述馏分油为焦化瓦斯油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油、脱沥青油、减压瓦斯油和溶剂精制抽出油之中的一种或多种。

9.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述催化裂解单元的反应单元中的操作条件包括：温度为470-650℃，液时空速为0.4-10h^-1，剂油比为3-15。

10.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述主加氢保护反应器与所述备用加氢保护反应器的体积比为1.1-30：1。

11.根据权利要求10所述的处理方法，其中，所述主加氢保护反应器与所述备用加氢保护反应器的体积比为1.5-5：1。

12.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器的在线时间的比例为1.5-20：1。

13.根据权利要求12所述的处理方法，其中，所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器的在线时间的比例为3-15：1。

14.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述主加氢保护反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态。

15.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，依照所述重质原料油的流向，所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器中均设置有加氢保护催化剂床层和/或加氢脱金属催化剂床层。

16.根据权利要求15所述的处理方法，其中，依照所述重质原料油的流向，所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器中均依次设置有加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层，且所述加氢保护催化剂与所述加氢脱金属催化剂的装填体积比为1：0.1-5。

17.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，依照所述重质原料油的流向，所述加氢处理单元中依次设置有加氢脱金属催化剂床层和加氢精制催化剂床层。

18.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述加氢处理单元包括固定床渣油加氢装置，所述催化裂解单元包括流化床催化裂解装置。

19.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，所述加氢处理反应条件包括：

加氢保护单元中：温度为320-440℃，氢分压为8-20MPa，氢油体积比为300-2000，液时空速为0.1-5h^-1；

加氢处理单元中：温度为320-440℃，氢分压为8-20MPa，氢油体积比为300-2000，液时空速为0.1-2h^-1。

20.根据权利要求1-6中任意一项所述的处理方法，其中，该方法还包括：分离从所述催化裂解单元得到的反应产物，得到干气、液化气、催化裂解石脑油、催化裂解轻循环油、催化裂解重循环油和油浆，将所述催化裂解轻循环油和/或催化裂解重循环油返回加氢保护单元作为原料使用。

说明书

技术领域

本发明涉及一种重质原料油的处理方法。

背景技术

低碳烯烃和单环芳烃是重要的石化基础原料。低碳烯烃包括乙烯、丙烯和丁烯，目前低碳烯烃主要通过蒸汽裂解生产，石脑油是其最主要的原料。单环芳烃主要包括苯、甲苯和二甲苯，目前也主要是以石脑油为原料通过重整方法生产。随着世界原油重质化，使得轻质油与重质油价格差距越来越大，利用价格较低的重质油生产低碳烯烃和单环芳烃将更具有更低的成本。

催化裂解技术是生产丙烯的一种重要手段，该技术通常以减压蜡油、加氢渣油等重质油为原料，在酸性较强的催化裂解催化剂的作用下发生深度裂解反应，生成丙烯、乙烯、丁烯以及富含单环芳烃的汽油等高附加值产品，同时副产干气、轻循环油、重循环油、油浆及焦炭等。

另一方面，固定床重油加氢技术在近年来发展迅速。重油一般指渣油或蜡油，或其它比柴油重的馏分。重油经过加氢处理脱除金属、硫、氮等杂原子，并提高了氢含量后，可作为优质的催化裂解原料。因此二者结合是使得以重油为原料生产低碳烯烃和单环芳烃的有效手段。但在该组合工艺中，通常催化裂解要产生一些副产品如催化裂解轻循环油、重循环油、澄清油等。这些副产品如果作为产品价值较低，但如果将这些副产品循环至催化裂解装置中进一步加工，由于它们富含多环芳烃，则循环这部分物流所带来的低碳烯烃和单环芳烃收率很低，并且生焦量很大，降低了重油催化裂解装置的处理量及经济效益。

US4,713,221公开了在常规的渣油加氢和催化裂化联合的基础上，将催化裂化（包括瓦斯油催化裂化和重油催化裂化）的重循环油循环至渣油加氢装置，与拔头原油混合后进行加氢，加氢渣油进入催化裂化装置。这一小的变动，可使炼厂每加工一桶原油的效益净增0.29美元。

CN1119397C公开了一种渣油加氢处理—催化裂化组合工艺方法，是渣油和澄清油一起进入渣油加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的加氢渣油进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，重循环油在催化裂化装置内部进行循环；反应所得的油浆经分离器分离得到澄清油，返回至加氢装置。

CN1165601C公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合的方法，是渣油和油浆蒸出物、催化裂化重循环油、任选的馏分油一起进入加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应；反应所得重循环油进入渣油加氢装置，蒸馏油浆得到蒸出物返回至加氢装置。

CN101747935A提出了一种重油加氢-催化裂解双向组合工艺，该方法将催化裂解的循环油与蜡油和渣油混合后进入到固定床渣油加氢装置。该方法的优点在于：一方面可以将催化裂解过程中难以加工的循环油转化为丙烯及轻质油品；另一方面又利用循环油中富含多环芳烃的特点，将其掺入到渣油后不但降低渣油的粘度，并且有利于在加氢过程中的渣油的胶体体系稳定，缓解了固定床渣油加氢催化剂结焦失活情况。

但上述方法只利用了催化裂化或催化裂解重循环油或更重的油浆馏分送至渣油加氢装置和渣油一起加氢后再回到催化裂化或催化裂解，并未解决同样多环芳烃非常高的轻循环油利用问题。与此同时这些方法还带来另外一个问题，就是催化裂化或催化裂解重循环油或油浆含有酸性固体颗粒物，即催化裂化或催化裂解催化剂粉尘。催化剂粉尘会对渣油加氢造成严重影响。

但对于固定床渣油加氢工艺，对原料中的固体颗粒物杂质有严格限制，因为固体颗粒物杂质很容易沉积在催化剂的表面以及催化剂颗粒之间的空隙中，堵塞催化剂孔口，导致催化剂失活，并且造成床层压降快速升高，使装置频繁停工和更换催化剂。而催化裂解循环油中不可避免的含有的催化裂解催化剂粉末，进入到固定床渣油加氢装置后严重威胁装置的运转周期。

为克服固定床反应器加工劣质渣油或含固体颗粒物原料时易于产生压降、操作周期短的缺点，CN1484684A使用可置换反应器和可短路反应器加氢处理重烃馏分的方法。开工初期，A、B两个保护反应器串联操作，B保护反应器在A保护反应器下游；当A保护反应器压降太高或催化剂失活时，迅速将该反应器切出，B保护反应器继续运转，装置不停工；A保护反应器切出后，完成催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程，最后切回反应系统重新运转。此时A保护反应器处于B保护反应器下游；当B保护反应器压降太高或催化剂失活时，切除B保护反应器，A保护反应器单独运转，B保护反应器卸剂、装剂，然后串入A保护反应器之后投入使用。如此反复可延长装置运转周期，但其A、B两个保护反应器一时A在B之前，一时A在B之后，高温高压阀门众多，费用较高，操作复杂，会给生产带来风险和不便。法国IFP公司提出了互换式保护反应器，但是同样地，其设备和操作复杂，生产风险较高。

在加氢以及其它领域，还有一个众所周知的保护器切换方法是采用两个等大的保护反应器在主反应器之前，两个保护反应器轮流使用；首先A保护反应器在线，当A保护反应器压降太高或催化剂失活时，可将该反应器切出，使B保护反应器在线；A保护反应器进行催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程。等B保护反应器压降太高或催化剂失活时，可将B保护反应器切出，将A最后切回反应系统重新运转。由于此种形式高温、高压阀门较少，操作较为简单，是很多工艺所采用的保护反应器形式。但此方法因总有一个保护反应器离线，保护反应器利用效率只有50%，浪费宝贵的反应器空间。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术的上述的缺陷，提供一种从重质原料油通过加氢和催化裂解组合高效生产低碳烯烃和单环芳烃并能够使装置可长周期运行的方法。

为实现前述目的，本发明提供了一种重质原料油的处理方法，其中，该方法在一种原料油处理装置中进行，所述原料油处理装置包括依次串联的加氢保护单元、加氢处理单元和催化裂解单元，所述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，所述主加氢保护反应器的体积大于所述备用加氢保护反应器的体积；该方法包括：

在加氢处理反应条件下，将重质原料油和氢气引入所述装置中，并依次与所述装置的加氢保护单元、加氢处理单元设置的多个加氢催化剂床层接触得到气体、加氢石脑油和加氢尾油；

将所述加氢尾油或者减压瓦斯油与所述加氢尾油的混合油送入所述装置的催化裂解单元中与催化裂解催化剂接触；

其中，在加氢保护单元中，主加氢保护反应器与备用加氢保护反应器交替使用，并且，所述主加氢保护反应器的在线时间大于所述备用加氢保护反应器的在线时间。

与现有技术相比，本发明具有如下优势：

1、采用本发明提供的方法可使重质原料油（如直馏重油以及催化裂解轻循环油、催化裂解重循环油等的混合油等，所述的直馏重油包括渣油和蜡油）送至重油加氢装置，例如将渣油和催化裂解重循环油、任选的催化裂解轻循环油的混合油经过加氢后再去催化裂解装置，由此催化裂解重循环油和催化裂解轻循环油可降低渣油粘度，并且高芳香性的轻循环油、重循环油可更有利于在加氢过程中的渣油的胶体体系稳定，防止沥青质析出，缓解了固定床渣油加氢催化剂结焦失活的情况；而对于催化裂解装置，由于富含多环芳烃的催化裂解轻重循环油均经过了加氢，因此低碳烯烃和单环芳烃产率提高，有利于提高经济效益。

2、催化裂解重循环油以及油浆蒸出物等重质油中含有固体颗粒物，这些固体颗粒物一般为催化裂解催化剂粉尘，在渣油加氢装置将会造成催化剂结焦、催化剂床层堵塞，因此会造成催化剂床层特别是前部催化剂床层压降过快上升，严重影响渣油加氢装置操作周期。而本发明通过采用并联的可切换式保护反应器，可在压降达到保护反应器极限后切换至并联的另一个保护反应器，同时该压降达到极限的保护反应器离线并换剂，如此反复，装置可连续稳定运转。

3、采用大小不同的非对称保护反应器，首先投用大的主加氢保护反应器，大的主加氢保护反应器在压降达到极限后切换至并联的小的备用保护反应器，主保护反应器离线并换剂，换剂后切入主保护反应器，备用保护反应器离线，如此反复。大的保护反应器在线时间长，小的保护反应器在线时间短，因此反应器空间利用率显著提高，具有明显的经济效益。另外，本发明比CN1484684A描述的互换式保护反应器系统高压阀门少，切换程序简单，操作可靠性更高，风险更小。由于加氢一般为高温、高压反应器，因此简单和可靠的操作程序具有很大的优势。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是本发明一种实施方式中的重质原料油处理的工艺流程图。

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供了一种重质原料油的处理方法，其中，该方法在一种原料油处理装置中进行，所述原料油处理装置包括依次串联的加氢保护单元、加氢处理单元C和催化裂解单元D，所述加氢保护单元包括并联的主加氢保护反应器（图1中为保护反应器A）和备用加氢保护反应器（图1中为保护反应器B），所述主加氢保护反应器的体积大于所述备用加氢保护反应器的体积；该方法包括：

在加氢处理反应条件下，将重质原料油和氢气引入所述装置中，并依次与所述装置的加氢保护单元、加氢处理单元设置的多个加氢催化剂床层接触得到气体、加氢石脑油和加氢尾油；

将所述加氢尾油或者减压瓦斯油与所述加氢尾油的混合油送入所述装置的催化裂解单元中与催化裂解催化剂接触；

其中，在加氢保护单元中，主加氢保护反应器与备用加氢保护反应器交替使用，并且，所述主加氢保护反应器的在线时间大于所述备用加氢保护反应器的在线时间。

根据本发明，所述重质原料油的种类的可选范围较宽，常规的重质油均可采用本发明的方法进行处理，针对本发明，优选所述重质原料油为渣油、蜡油、催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油、催化裂解油浆蒸出物和馏分油中的一种或多种。

根据本发明的一种优选的实施方式，优选所述重质原料油为渣油与催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油和催化裂解油浆蒸出物中的一种或多种的混合油。

根据本发明的一种更优选的实施方式，优选所述重质原料油含有渣油与催化裂解重循环油，任选的所述重质原料油还含有催化裂解轻循环油和/或催化裂解油浆蒸出物。

根据本发明的一种更优选的实施方式，优选所述重质原料油中，催化裂解重循环油与渣油的质量比为0.01-1：1，更优选为0.02-0.3：1。

本发明中，当所述重质原料油中还含有催化裂解轻循环油时，优选催化裂解轻循环油与渣油的质量比为0.001-1：1，更优选为0.03-0.5：1。

根据本发明的另外一种优选的实施方式，优选所述重质原料油为蜡油与催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油和催化裂解油浆蒸出物中的一种或多种的混合油。

根据本发明的另外一种优选的实施方式，优选所述重质原料油含有蜡油与催化裂解重循环油，任选的所述重质原料油还含有催化裂解轻循环油和/或催化裂解油浆蒸出物。

根据本发明的另外一种更优选的实施方式，优选所述重质原料油中，催化裂解重循环油与蜡油的质量比为0.01-1：1，更优选为0.02-0.3：1。

本发明中，当前述重质原料油中还含有催化裂解轻循环油时，优选催化裂解轻循环油与蜡油的质量比为0.001-1：1，更优选为0.03-0.5：1。

本发明中，所述催化裂解重循环油可以是来自任一催化裂解装置的重循环油；根据本发明的一种优选的实施方式，所述催化裂解重循环油可以是来自以本发明所述的加氢尾油为原料进行催化裂解的催化裂解装置的重循环油。

本发明中，所述催化裂解重循环油和所述催化裂解轻循环油的馏程根据催化裂解装置的切割点不同而有所不同，切割点例如可以为350℃，此时优选所述催化裂解重循环油的馏程为350-520℃，即指的是催化裂解反应产物经蒸馏后，得到的馏程为350-520℃的产物，而所述催化裂解轻循环油的馏程为180-350℃，即指的是催化裂解反应产物经蒸馏后，得到的馏程为180-350℃的产物。所述催化裂解重循环油和所述催化裂解轻循环油切割点也可以选定为300℃，此时优选所述催化裂解重循环油的馏程为300-520℃，所述催化裂解轻循环油的馏程为180-300℃。一般来说，催化裂解产物切割以得到催化裂解重循环油和催化裂解轻循环油的切割点可以在260-390℃之间变动，具体视装置而定。

本发明中，所述油浆蒸出物可以是来自任一催化裂解或催化裂化装置的油浆蒸出物（一般油浆蒸出物占油浆全馏分的5-80重量%），所述油浆蒸出物馏程范围一般为400-520℃。

本发明中，所述馏分油为常规的馏分油，针对本发明，优选为焦化瓦斯油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油、脱沥青油、减压瓦斯油和溶剂精制抽出油之中的一种或多种。

本发明中，所述渣油优选为减压渣油和/或常压渣油。

根据本发明的方法，优选所述催化裂解单元的反应单元中的操作条件包括：温度为470-650℃，液时空速为0.4-10h^-1，剂油比为3-15。

根据本发明的方法，优选所述催化裂解单元中还包括再生单元，再生单元中的操作条件包括：温度为650-800℃。

根据本发明的方法，所述催化裂解催化剂可以为本领域的常规选择，针对本发明，优选以催化剂的总重量计，所述催化裂解催化剂含有：沸石5-70重量%、无机氧化物5-95重量%和粘土0-70重量%。

根据本发明的方法，其中，所述沸石作为活性组分，优选所述沸石选自中孔沸石和/或大孔沸石，且大孔沸石占沸石总重量的25-100重量%，优选大孔沸石占沸石总重量的50-100重量%，优选中孔沸石占沸石总重量的0-75重量%，优选中孔沸石占沸石总重量的0-50重量%。

本发明中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域常规的定义，即中孔沸石的平均孔径0.5-0.6nm，大孔沸石的平均孔径0.8-1.0nm。例如，所述大孔沸石可以选自Y型沸石，稀土Y型沸石（REY）、稀土氢Y型沸石（REHY）、超稳Y型沸石（USY）、稀土超稳Y型沸石（REUSY）中的一种或多种。

所述中孔沸石可以选自具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或更多种的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。

本发明中，所述的无机氧化物作为粘接剂，优选选自二氧化硅（SiO₂）和/或三氧化二铝（Al₂O₃）。

本发明中，所述的粘土作为基质（即载体），优选选自高岭土和/或多水高岭土。

根据本发明，只要所述主加氢保护反应器的体积大于所述备用加氢保护反应器的体积即可实现发明目的。具体优选地，所述主加氢保护反应器与所述备用加氢保护反应器的体积比为1.01-50：1，更优选为1.1-30：1，进一步优选为1.1-10：1，特别优选为1.5-5：1。

本发明对于主加氢保护反应器和备用加氢保护反应器的数目没有特别的限定，各自可以为一个或多个，当为多个反应器时，可以为并联或串联，只要总体积满足上述要求即可，优选地，本发明中，所述主加氢保护反应器和备用加氢反应器的数目均为一个。

本发明中，反应器的体积指的是反应器中实际装填的催化剂的体积。

根据本发明，只要主加氢保护反应器的在线时间大于所述备用加氢保护反应器的在线时间即可提高反应器的空间利用效率。优选地，在加氢处理过程中，所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器的在线时间的比例为1.01-60：1，进一步优选为1.5-20：1，进一步优选为3-15：1。

根据本发明的一种优选实施方式，所述主加氢保护反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态。所述主加氢保护反应器除更换催化剂的时间外一直处于在线状态的具体步骤包括，重质原料油和氢气混合后首先进入主加氢保护反应器，当主加氢保护反应器压降上升到最大操作允许压降或催化剂活性达不到要求时，切换到备用加氢保护反应器，将主加氢保护反应器切除离线，卸出旧催化剂并装入新催化剂后将主加氢保护反应器并入，同时将备用加氢保护反应器切除、离线。主加氢保护反应器在操作一段时间后再次因压降上升到最大操作允许压降或催化剂活性达不到要求时，再次切换到备用加氢保护反应器操作，将主加氢保护反应器切除离线，卸出旧催化剂并装入新催化剂后将主加氢保护反应器并入，同时将备用加氢保护反应器切除、离线。如此反复。备用加氢保护反应器投用几次后也会产生压降增加、催化剂活性下降的情况，当压降快要达到最大允许操作压降或催化剂活性达不到要求时，则在备用加氢保护反应器切除离线期间更换催化剂。

本领域技术人员可以了解的是，所述更换催化剂的时间包括催化剂隔离、冷却、卸出旧剂、装填新剂等过程的时间，这些过程的具体步骤和时间已为本领域技术人员公知，在此不再赘述。

根据本发明，依照所述重质原料油的流向，优选所述主加氢保护反应器和所述备用加氢保护反应器中均设置有加氢保护催化剂床层和/或加氢脱金属催化剂床层。即，所述主加氢保护反应器和备用加氢保护反应器均可只设置有加氢保护催化剂床层，也均可只设置有加氢脱金属催化剂床层，还均可同时设置有加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层。其中，优选同时依次设置有加氢保护催化剂床层和加氢脱金属催化剂床层，所述加氢保护催化剂床层中加氢保护催化剂的装填量与加氢脱金属催化剂床层中加氢脱金属催化剂的装填量可以为本领域常规的选择。优选地，所述加氢保护催化剂与所述加氢脱金属催化剂的装填体积比为1：0.05-20；优选1：0.1-5。

根据本发明的方法，所述加氢处理单元可以是一套或一套以上的加氢装置，每套加氢装置至少包括一个加氢反应器和一个分馏塔，所述加氢反应器通常可以为固定床反应器，移动床反应器或沸腾床反应器。具体优选地，所述加氢处理单元可以包括或者为固定床渣油加氢装置。

根据本发明，依照所述重质原料油的流向，优选所述加氢处理单元中设置有加氢脱金属催化剂床层和/或加氢精制催化剂床层，优选所述加氢处理单元中依次设置有加氢脱金属催化剂床层和加氢精制催化剂床层。所述加氢精制催化剂床层包括加氢脱硫催化剂床层、加氢脱残炭催化剂床层和加氢脱氮催化剂床层中的至少一种。所述加氢脱金属催化剂床层和所述加氢精制催化剂床层可以设置于相同或不同的反应器中。其中，各催化剂床层设置的数目和催化剂的装填量可以为本领域的常规选择，本发明对此没有特别的限定。

本发明中所用到的加氢催化剂如加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱残炭催化剂均可以为本领域常规的具有这些功能的催化剂。一般地，上述催化剂都是以多孔无机氧化物如氧化铝为载体、以第ⅥB族和/或第VIII族金属如W、Mo、Co和Ni中的一种或多种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和B中一种或多种的催化剂。使用时可以单独商购各种催化剂后组合使用，也可以直接商购包括上述各种催化剂的全系列渣油加氢处理催化剂，如购自催化剂长岭分公司的RG、RDM、RMS和RSC系列重、渣油加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱残炭催化剂。

根据本发明，所述加氢处理反应条件可以为本领域常规的各种加氢处理反应条件，优选地，所述加氢处理反应条件包括：

加氢保护单元中：温度为320-440℃，进一步优选为350-420℃；氢分压为8-20MPa，进一步优选为11-17MPa；氢油体积比为300-2000，进一步优选为500-1000；液时空速为0.1-5h^-1，进一步优选为0.15-2h^-1。具体可以依据原料的性质以及目标值进行调整；

加氢处理单元中：温度为320-440℃，进一步优选为350-420℃；氢分压为8-20MPa，进一步优选为11-17MPa；氢油体积比为300-2000，进一步优选为500-1000；液时空速为0.1-2h^-1，进一步优选为0.15-1h^-1。

根据本发明的方法，所述催化裂解单元可以是一套或一套以上催化裂解装置，优选每套装置至少包括一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。所述催化裂解装置例如可以为提升管反应器，或提升管反应器和床层反应器的结合。

具体地，所述催化裂解单元可以为流化床催化裂解装置（例如重油流化催化裂解装置（RFCC））、催化裂解装置（DCC）、多产异构烷烃催化裂解装置（MIP）中的任一套或任几套装置。

根据本发明的方法，优选该方法还包括：分离从所述催化裂解单元得到的反应产物，得到干气、液化气、催化裂解石脑油、催化裂解轻循环油、催化裂解重循环油和油浆，将所述催化裂解重循环油和/或催化裂解轻循环油返回加氢保护单元作为原料使用，优选将所述催化裂解重循环油，并任选的将催化裂解轻循环油返回加氢保护单元作为原料使用。

根据本发明的一种优选的实施方式，本发明按如下步骤进行：来自催化裂解单元D的催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油与渣油（或蜡油，在实施例中使用的为渣油）一起与氢气混合后进入加氢保护单元，然后进入加氢处理单元C，在加氢催化剂存在下进行加氢处理反应，分离加氢处理产物，得到气体、加氢石脑油和加氢尾油，其中气体和加氢石脑油分别引出，加氢尾油则与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂解单元D，在催化裂解催化剂存在下进行反应，分离催化裂解的反应产物，得到富含乙烯的干气、富含丙稀和丁烯的液化气、富含单环芳烃的催化裂解石脑油、催化裂解轻循环油、催化裂解重循环油和油浆，其中，干气经气体分离可得到乙烯，液化气经分离可得到丙稀和丁烯，催化裂解石脑油经分离可得苯、甲苯、二甲苯以及其它单环芳烃，催化裂解重循环油、催化裂解轻循环油返回送至加氢保护单元，可任选地将催化裂解油浆进行蒸馏并将蒸出物可送至加氢保护单元。如前所述，所述加氢保护单元采用并联的大小不同的非对称保护反应器，首先投用大的主加氢保护反应器，大的主加氢保护反应器在压降达到极限后切换至并联的小的备用保护反应器，主保护反应器离线并换剂，换剂后切入主保护反应器，备用保护反应器离线，如此反复。大的保护反应器在线时间长，小的保护反应器在线时间短，因此反应器空间利用率显著提高。

下面，结合图1对本发明的原料油处理装置中的并联的加氢保护反应器的操作进行更详细的说明。

如图1所示，原料油处理过程开始时，阀门V-1和V-2打开，阀门V-3和V-4关闭，重质原料油和氢气引入保护反应器A，然后通过管线进入加氢处理单元C（如可以为固定床加氢装置）进行反应。当操作一定时间后，保护反应器A的压降达到或接近设备最大允许压降或因其它原因不能继续操作时（一般规定为0.6MPa），关闭阀门V-1和V-2，并同时打开阀门V-3和V-4，重质原料油和氢气进入保护反应器B、然后进入加氢处理单元C（如可以为固定床渣油加氢装置）进行反应，然后将得到的加氢尾油送入催化裂解单元D（例如可以为流化床催化裂解装置）与催化裂解催化剂接触，得到催化裂解产品。保护反应器A换新鲜催化剂，换剂完成后立即将保护反应器A切入并切除保护反应器B（关闭阀门V-3和V-4，并同时打开阀门V-1和V-2）。保护反应器B由于在线时间短，可不必更换催化剂。如此循环，经过一定次数循环后保护反应器B压降也达到或接近设备最大允许压降（一般规定为0.6MPa）或催化剂活性达不到要求，则在保护反应器B离线时更换催化剂。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。本发明中所用的加氢处理的各种催化剂均为中国石化长岭催化剂公司生产。

实施例1

本实施例使用的原料油处理装置中，主加氢保护反应器为一个保护反应器A，备用加氢保护反应器为一个保护反应器B，所述加氢处理单元C为固定床渣油加氢装置，所述催化裂解单元D为实验室固定流化床催化裂解装置，如图1所示。

其中，加氢主保护反应器A中依次装填RG-30A催化剂60mL、RG-30B催化剂60ml、RDM-32催化剂60ml；备用保护反应器B中依次装填RG-30A催化剂20mL、RG-30B催化剂20mL和RDM-32催化剂20ml；固定床渣油加氢处理反应器C中依次装填RDM-32催化剂200mL和RMS-30催化剂400mL；流化床催化裂解装置D反应器中装填MMC-2催化裂解催化剂；上述催化剂均由催化剂长岭分公司生产。

以一种常压渣油为原料油A，一种催化裂解重循环油（HCO）为原料油B（酸性固体杂质含量83ppm），一种催化裂解轻循环油（LCO）为原料油C，原料油A、原料油B和原料油C的性质如表1所示。可以看出原料油B和原料油C中的双环及以上芳烃非常高，基本已无法通过在催化裂解装置中自身裂解来生产低碳烯烃和单环芳烃。

原料油A、原料油B和原料油C的质量比为75：8：17，原料油A、原料油B和原料油C的混合油YL-1与氢气混合后，进入加氢保护单元和加氢处理单元，与加氢催化剂接触进行加氢处理反应，分离其反应产物，得到气体、加氢石脑油和加氢尾油，所得的加氢尾油，作为催化裂解原料进入催化裂化装置进行反应，分离其反应产物得到相应产品。

其中，加氢反应条件为：混合油YL-1的进料量为208g/h，且保护单元以及处理单元条件一致：反应温度385℃，氢分压15.0MPa，氢油体积比1000。

其中，催化裂解反应条件为：反应温度580℃，剂油比10，液时空速4h^-1，再生温度660℃。

原料试验结果为：除得到可返回加氢保护单元的催化裂解重循环油（馏程为350-520℃）和催化裂解轻循环油（轻循环油十六烷值小于20，馏程为180-350℃）外，可得高价值产品（乙烯＋丙稀＋丁烯＋单环芳烃）总收率为54.6％（以新鲜渣油原料即原料油A质量为基准）。

进重质原料油2000小时后，保护反应器A的压降接近0.6MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭保护反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的保护反应器B进行操作，反应条件不变。保护反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。在切除保护反应器A的150小时后重新切入保护反应器A，同时切除保护反应器B。在第二个操作时间段中，保护反应器A操作运行2000小时后压降接近0.6MPa，切换为保护反应器B，继续运转150小时后保护反应器B压降未有明显上升，说明保护反应器B还可继续使用，即使再切入保护反应器A，保护反应器B也不用更换催化剂，第一阶段试验结束。

在试验第二阶段，不再切入保护反应器A，只用保护反应器B、固定床渣油加氢装置串联操作，以考察操作周期。继续通入重质原料油YL-1，在相同的进料量、压力、温度、氢气流量条件下，保护反应器B运转300小时后压降接近0.6MPa，即保护反应器B从开始运转至停工共运转600小时。说明保护反应器A运转4个周期后保护反应器B需要换一次催化剂。

本发明中，定义保护反应器空间利用效率为：

以上A代表保护反应器A，B代表保护反应器B。

代入上述主保护反应器A的总操作时间为4个周期共8000小时，保护反应器A中催化剂的体积为180ml，保护反应器B的总操作时间为4个周期共600小时，保护反应器B中催化剂的体积为60ml，计算出保护反应器空间利用效率为71.5%。

表1

实施例2

按照实施例1的方法处理重质原料油，不同的是，重质原料油为单独的常压渣油A，即催化裂解单元D得到的催化裂解重循环油（HCO）和催化裂解轻循环油（LCO）不返回作为加氢保护单元作为原料使用，且重质原料油A的进料量为156g/h，保护单元及处理单元的氢油体积比均为1000，其余条件均相同。

试验结果为：以原料油A为基准，可得高价值产品（乙烯＋丙稀＋丁烯＋单环芳烃）总收率为42.6％。

比较实施例1和实施例2，可以看出催化裂解重循环油（HCO）和催化裂解轻循环油（LCO）返回作为加氢保护单元作为原料回炼，可较单程处理得到的高价值产品收率提高12个百分点。

对比例1

与实施例1的流程一致，不同的是，对比例1中保护反应器A和保护反应器B催化剂种类和数量相同，均为RG-30A催化剂40mL、RG-30B催化剂40ml、RDM-32催化剂40ml；且保护反应器A和保护反应器B的在线时间相同；且加氢处理反应条件和催化裂解反应条件同实施例1。

试验结果为：除得到可返回加氢保护单元的催化裂解重循环油（馏程为350-520℃）和催化裂解轻循环油（轻循环油十六烷值小于20，馏程为180-350℃）外，可得高价值产品（乙烯＋丙稀＋丁烯＋单环芳烃）总收率为54.4％（以新鲜渣油原料即原料油A质量为基准）。

进加氢原料油1200小时后，保护反应器A的压降接近0.6MPa，然后打开反应器B的上下游阀门V-3和V-4，与此同时关闭反应器A的上下游阀门V-1和V-2，切换到并联的保护反应器B进行操作。保护反应器A更换新催化剂，装填催化剂种类及装填量与之前相同。保护反应器B操作运行1200小时后压降接近0.6MPa，切换为保护反应器A，如此反复。

保护反应器空间利用效率定义与实施例1相同，计算得保护反应器利用率为50％。

对比例2

与实施例1的流程一致，不同的是，对比例2仅采用一个保护反应器A，催化剂装填为RG-30A催化剂80mL、RG-30B催化剂80ml、RDM-32催化剂80ml，其余条件均相同。

进重质原料油2600小时后，保护反应器A的压降接近0.6MPa，达到装置运转极限，装置停工。

由实施例和对比例的结果可以看出采用本发明的方法，不仅可以大幅度延长渣油加氢装置操作周期，而且保护反应器利用率显著提高。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

一种重质原料油的处理方法专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。