一种重质劣质油临氢热裂化装置及方法与流程

本发明属于石油化工技术领域，涉及一种重质劣质油临氢热裂化装置及方法。

背景技术：

由于石油资源成分复杂，其加工过程中不可避免会产生重质、劣质组分，由于重质劣质油组分复杂，残炭、金属、沥青质含量高，并且含有硫、氮等杂原子物质，直接作为燃料不仅降低了资源价值，而且会对环境造成很大污染。而针对劣质油开发的加工工艺，如延迟焦化等，存在焦炭产率高、能源利用率低、焦化污染等问题，因此重质劣质油的轻质化是其重要加工路径之一，也是目前石油化工行业的重点研究方向之一。

悬浮床加氢轻质化是重质劣质油的重要加工方式，悬浮床加氢工艺将高分散的细颗粒催化剂或添加物与原料油和氢气一起通过反应器，是一种投资和操作费用较低的劣质重油深加工方法，具有原料适应性强、工艺简单、脱金属率高等特点，但目前的悬浮床加氢工艺仍存在重油转化率有限，产品中固含量偏高的问题。

cn107177372a公开了一种重油原料的悬浮床加氢方法，所述方法为：将包括重油原料、氢气以及吸附剂的反应进料送入反应单元进行悬浮床加氢反应，以得到加氢产物；其中，所述反应单元为多个串联连接的悬浮床加氢反应器；所述吸附剂为多孔碳质材料；该方法主要公开的是重油加氢的反应单元，强调了吸附剂的作用，但并未明确整个系统的操作单元，对原料的种类及来源、产物的分离均未涉及。

cn104109558a公开了一种劣质油两段式加氢炼制方法，首先采用第一浆态床反应器对所述劣质油进行轻度加氢裂解反应，在反应的同时对加氢反应产物进行气液分离；分离后的液相物料与氢气混合后送入第二浆态床反应器进行进一步加氢反应，出口物料再次进行气液分离，得到的含固重质残油进行减压蒸馏；该方法通过采用两段式浆态床反应器对劣质油进行气相在线加氢炼制，该方法的加氢工艺步骤较为复杂，且未涉及到溶剂油的使用。

综上所述，针对重质劣质油的轻质化处理，还需要选择合适的装置组合及工艺方法，以实现重质劣质油的高效转化，并实现装置的长周期稳定运行。

技术实现要素：

针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种重质劣质油临氢热裂化装置及方法，所述装置以反应单元和分离单元为主体，以供氢溶剂作为辅助反应原料，采用悬浮床反应器实现重质劣质油的加氢轻质化，结焦倾向低，重油转化率高，含固未转化油较少，有助于装置的长周期稳定运行。

为达此目的，本发明采用以下技术方案：

一方面，本发明提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置，所述装置包括临氢热裂化反应单元、高低压分离单元和产品分离单元，所述临氢热裂化反应单元包括至少一级全混式悬浮床反应器，所述临氢热裂化反应单元的进口连接有供氢溶剂进料管路，所述临氢热裂化反应单元的顶部出口与高低压分离单元的进口相连，所述高低压分离单元的液相出口与产品分离单元的进口相连，所述产品分离单元的侧线采出口与临氢热裂化反应单元的进口相连。

本发明中，对于重质劣质油的轻质化处理，采用全混式悬浮床反应器进行临氢热裂化反应，反应原料中加入供氢溶剂，可以有效促进氢气等原料的扩散以及重质劣质油的加氢转化，并有效抑制结焦反应的发生，再通过高低压分离和产品分离单元，将反应产物充分分离并循环使用，从而提高重质劣质油的转化率和轻质油产品的收率；所述装置结构简单，操作简便，处理效率高，应用前景广阔。

以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。

作为本发明优选的技术方案，所述全混式悬浮床反应器的级数为1～3级，例如1级、2级或3级。

优选地，前一级全混式悬浮床反应器的顶部出口与后一级全混式悬浮床反应器的底部进口连接。

优选地，每级所述全混式悬浮床反应器的底部设置有循环回路。

优选地，所述循环回路上均设有循环泵。

本发明中，所述临氢热裂化反应单元设置多级全混式悬浮床反应器，反应物氢气可以在每级反应器中加入，以保证氢气迅速饱和，避免因氢气不足而容易发生缩合结焦反应；而且，悬浮床反应器底部均采用循环泵进行轻质循环，增强了反应器内的传质、传热，使其温度分布均匀，抑制结焦反应发生，有效提高油品收率。

作为本发明优选的技术方案，所述高低压分离单元包括热高压分离器、温高压分离器、冷高压分离器、热中压分离器、温中压分离器和冷低压分离器，所述高低压分离单元中的分离器分为两支，所述热高压分离器的上部出口依次连接温高压分离器、冷高压分离器，所述热高压分离器的下部出口依次连接热中压分离器、温中压分离器和冷低压分离器。

优选地，所述温高压分离器的下部出口与热中压分离器的上部出口均连接至温中压分离器的进口，所述冷高压分离器的上部出口连接至临氢热裂化反应单元，所述冷高压分离器的下部出口与冷低压分离器的进口相连，所述热中压分离器、温中压分离器和冷低压分离器的下部出口均与产品分离单元相连。

优选地，所述装置还包括氢气压缩单元，所述氢气压缩单元设置于高低压分离单元分离气体的循环管路上。

本发明中，所述高低压分离单元包括多级分离器，其中分离器的选择及连接关系的设置，主要是基于反应产物的组成特性以及气液分离所需的工艺条件，根据操作温度、压力的不同进行划分，将反应产物中的气相组分的充分分离，并将循环氢返回用于加氢反应原料，提高氢气的利用率。

作为本发明优选的技术方案，所述产品分离单元包括依次连接的稳定塔和减压塔，所述减压塔的顶部出口采出轻质油产品，所述减压塔的侧线出口采出循环油，所述减压塔的底部出口采出含固未转化油。

优选地，所述装置还包括混合进料单元，所述混合进料单元的出口与临氢热裂化反应单元的进口相连。

优选地，所述供氢溶剂进料管路、高低压分离单元的循环管路、产品分离单元的循环管路均连接至混合进料单元。

本发明中，根据产品分离单元设备的选择以及反应产物的组成，将其进行分馏，对于非轻质油产品的部分，除了固含量较高的底部馏分，剩余的循环油作为加氢产物同样可作为供氢溶剂使用，循环使用以提高原料转化率。

另一方面，本发明提供了一种采用上述装置进行重质劣质油临氢热裂化的方法，所述方法包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合后进行临氢热裂化反应，得到加氢产物；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，得到轻质油产品和循环油，所述循环油返回步骤(1)再次反应。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述重质劣质油包括减压渣油、煤焦油重馏分、页岩油基重油馏分、含固体粉焦的重油馏分或掺炼煤粉的重油馏分中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：减压渣油和煤焦油重馏分的组合，页岩油基重油馏分和含固体粉焦的重油馏分的组合，减压渣油、煤焦油重馏分和页岩油基重油馏分的组合，页岩油基重油馏分、含固体粉焦的重油馏分和掺炼煤粉的重油馏分的组合等。

其中，所述掺炼煤粉的重油馏分中煤粉的质量分数为20～50wt％，例如20wt％、25wt％、30wt％、35wt％、40wt％、45wt％或50wt％等。

优选地，步骤(1)所述催化剂的活性组分包括fe、co、ni或mo中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：fe和co的组合，ni和mo的组合，fe、co和ni的组合，co、ni和mo的组合等。

优选地，步骤(1)所述供氢溶剂包括链烷烃类溶剂油、双环芳烃类溶剂油或多环芳烃类溶剂油中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：链烷烃类溶剂油和双环芳烃类溶剂油的组合，双环芳烃类溶剂油和多环芳烃类溶剂油的组合，链烷烃类溶剂油、双环芳烃类溶剂油和多环芳烃类溶剂油的组合等。

优选地，步骤(1)所述供氢溶剂的供氢指数不小于20，例如20、22、25、27、30、32、35或40等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(1)所述重质劣质油、催化剂和供氢溶剂的重量比为1:(0.01～0.05):(0.3～1.5)，例如1:0.01:0.3、1:0.01:0.8、1:0.01:1.5、1:0.03:0.4、1:0.03:1、1:0.03:1.5、1:0.05:0.3、1:0.05:0.6、1:0.05:1.2或1:0.05:1.5等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述供氢溶剂采用固定床加氢反应器进行制备。

优选地，所述供氢溶剂由石油、煤焦油或页岩油的250～420℃馏分油浅度加氢制备，例如250℃、270℃、300℃、320℃、350℃、380℃、400℃或420℃等。

优选地，所述供氢溶剂制备所用催化剂的活性组分包括co、ni或mo中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：co和ni的组合，ni和mo的组合，co、ni和mo的组合等。

优选地，所述供氢溶剂制备的反应温度为220～380℃，例如220℃、240℃、270℃、300℃、320℃、350℃或380℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述供氢溶剂制备的反应压力为10～16mpag，例如10mpag、11mpag、12mpag、13mpag、14mpag、15mpag或16mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，经过上述工艺制备的供氢溶剂，其供氢指数pdqi较高，供氢能力较强，有助于重质油的加氢转化。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述混合后反应原料的温度为350～420℃，例如350℃、360℃、370℃、380℃、400℃、410℃或420℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(1)所述临氢热裂化反应在至少一级全混式悬浮床反应器内进行。

优选地，所述氢气在每级全混式悬浮床反应器内均有通入。

优选地，步骤(1)所述临氢热裂化反应的温度为420～480℃，例如420℃、430℃、440℃、450℃、460℃、470℃或480℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(1)所述临氢热裂化反应的压力为15～25mpag，例如15mpag、16mpag、18mpag、20mpag、22mpag、24mpag或25mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(1)所述临氢热裂化反应的总氢油体积比为(500～1500):1，例如500:1、600:1、800:1、1000:1、1200:1、1400:1或1500:1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，所述氢油体积比是指氢气的加入量与原料油的体积比，所述原料油是指重质劣质油和供氢溶剂的混合。

作为本发明优选的技术方案，步骤(2)所述气液分离采用梯级分离的方式，包括热高压分离、温高压分离、冷高压分离、热中压分离、温中压分离和冷低压分离，其中所述热高压分离的产物分为两股，一股依次进行温高压分离、冷高压分离，另一股依次进行热中压分离、温中压分离和冷低压分离。

优选地，所述热高压分离的操作温度为350～420℃，例如350℃、360℃、380℃、400℃或420℃等，所述温高压分离的操作温度为250～280℃，例如250℃、260℃、270℃或280℃等，所述冷高压分离的操作温度为40～50℃，例如40℃、42℃、45℃、48℃或50℃等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述热高压分离、温高压分离和冷高压分离的操作压力为16～25mpa，例如16mpa、17mpa、18mpa、20mpa、21mpa、22mpa、24mpa或25mpa等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述热中压分离的操作温度为320～410℃，例如320℃、340℃、360℃、380℃、400℃或410℃等，操作压力为3.0～6.0mpa，例如3.0mpa、4.0mpa、5.0mpa或6.0mpa等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述温中压分离的操作温度为180～250℃，例如180℃、200℃、220℃、240℃或250℃等，操作压力为3.0～6.0mpa，例如3.0mpa、4.0mpa、5.0mpa或6.0mpa等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述冷低压分离的操作温度为40～50℃，例如40℃、42℃、45℃、48℃或50℃等，操作压力为2.0～3.0mpa，例如2.0mpa、2.2mpa、2.5mpa、2.7mpa或3.0mpa等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述气液分离得到的气体经过压缩后返回步骤(1)再次使用。

作为本发明优选的技术方案，步骤(2)所述液液分离包括：采用减压蒸馏方式进行分离。

优选地，所述减压过程依次经过稳定塔和减压塔来完成，所述稳定塔的操作压力为0.2～0.6mpa，例如0.2mpa、0.3mpa、0.4mpa、0.5mpa或0.6mpa等，所述减压塔的操作压力为5～25kpa，例如5kpa、8kpa、10kpa、15kpa、20kpa或25kpa等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，所述产品分离单元中稳定塔的作用主要在于脱除加氢产物中的溶解氢、含硫干气等，避免对减压塔分离组分的影响。

优选地，所述减压蒸馏主要在减压塔内进行，操作温度为50～360℃，例如50℃、100℃、150℃、200℃、250℃、300℃或360℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(2)所述液液分离的产物还包括含固未转化油。

优选地，步骤(2)所述液液分离后返回的循环油与步骤(1)重质劣质油的重量比为(0.2～0.5):1，例如0.2:1、0.25:1、0.3:1、0.35:1、0.4:1、0.45:1或0.5:1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

(1)本发明所述装置以反应单元和分离单元为主体，采用悬浮床反应器实现重质劣质油的加氢轻质化，以供氢溶剂作为辅助反应原料，可有效抑制结焦反应的发生，再通过高低压分离和产品分离单元，将反应产物充分分离并循环使用，整体提高重质劣质油的转化率和轻质油产品的收率，前者转化率达到95％以上，后者的收率可达到92％以上；

(2)本发明所述装置结构简单，工艺路线简单，结焦倾向低，有助于实现装置长周期稳定运行，降低生产成本，提高生产效率。

附图说明

图1是本发明实施例1提供的重质劣质油临氢热裂化装置的结构示意图；

图2是本发明实施例1提供的高低压分离单元的结构示意图；

其中，1-混合进料单元，2-临氢热裂化反应单元，3-高低压分离单元，31-热高压分离器，32-温高压分离器，33-冷高压分离器，34-热中压分离器，35-温中压分离器，36-冷低压分离器，4-产品分离单元，5-氢气压缩单元。

具体实施方式

为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。

本发明具体实施方式部分提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置及方法，所述装置包括临氢热裂化反应单元2、高低压分离单元3和产品分离单元4，所述临氢热裂化反应单元2包括至少一级全混式悬浮床反应器，所述临氢热裂化反应单元2的进口连接有供氢溶剂进料管路，所述临氢热裂化反应单元2的顶部出口与高低压分离单元3的进口相连，所述高低压分离单元3的液相出口与产品分离单元4的进口相连，所述产品分离单元4的侧线采出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连。

所述方法包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合后进行临氢热裂化反应，得到加氢产物；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，得到轻质油产品和循环油，所述循环油返回步骤(1)再次反应。

以下为本发明典型但非限制性实施例：

实施例1：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置，所述装置的结构示意图如图1所示，包括临氢热裂化反应单元2、高低压分离单元3和产品分离单元4，所述临氢热裂化反应单元2包括三级全混式悬浮床反应器，所述临氢热裂化反应单元2的进口连接有供氢溶剂进料管路，所述临氢热裂化反应单元2的顶部出口与高低压分离单元3的进口相连，所述高低压分离单元3的液相出口与产品分离单元4的进口相连，所述产品分离单元4的侧线采出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连。

所述临氢热裂化反应单元2中的前一级全混式悬浮床反应器的顶部出口与后一级全混式悬浮床反应器的底部进口连接。

每级所述全混式悬浮床反应器的底部设置有循环回路，所述循环回路上均设有循环泵。

所述高低压分离单元3的结构示意图如图2所示，包括热高压分离器31、温高压分离器32、冷高压分离器33、热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36，所述高低压分离单元3中的分离器分为两支，所述热高压分离器31的上部出口依次连接温高压分离器32、冷高压分离器33，所述热高压分离器31的下部出口依次连接热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36。

所述温高压分离器32的下部出口与热中压分离器的上部出口34均连接至温中压分离器35的进口，所述冷高压分离器33的上部出口连接至临氢热裂化反应单元2，所述冷高压分离器33的下部出口与冷低压分离器36的进口相连，所述热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36的下部出口均与产品分离单元4相连。

所述装置还包括氢气压缩单元5，所述氢气压缩单元5设置于高低压分离单元3分离气体的循环管路上。

所述产品分离单4元包括依次连接的稳定塔和减压塔，所述减压塔的顶部出口采出轻质油产品，所述减压塔的侧线出口采出循环油，所述减压塔的底部出口采出含固未转化油。

所述装置还包括混合进料单元1，所述混合进料单元1的出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连；所述供氢溶剂进料管路、高低压分离单元3的循环管路、产品分离单元4的循环管路均连接至混合进料单元1。

实施例2：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置，所述装置包括临氢热裂化反应单元2、高低压分离单元3和产品分离单元4，所述临氢热裂化反应单元2包括两级全混式悬浮床反应器，所述临氢热裂化反应单元2的进口连接有供氢溶剂进料管路，所述临氢热裂化反应单元2的顶部出口与高低压分离单元3的进口相连，所述高低压分离单元3的液相出口与产品分离单元4的进口相连，所述产品分离单元4的侧线采出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连。

所述临氢热裂化反应单元2中的前一级全混式悬浮床反应器的顶部出口与后一级全混式悬浮床反应器的底部进口连接。

每级所述全混式悬浮床反应器的底部设置有循环回路，所述循环回路上均设有循环泵。

所述高低压分离单元3包括热高压分离器31、温高压分离器32、冷高压分离器33、热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36，所述高低压分离单元3中的分离器分为两支，所述热高压分离器31的上部出口依次连接温高压分离器32、冷高压分离器33，所述热高压分离器31的下部出口依次连接热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36。

所述温高压分离器32的下部出口与热中压分离器的上部出口34均连接至温中压分离器35的进口，所述冷高压分离器33的上部出口连接至临氢热裂化反应单元2，所述冷高压分离器33的下部出口与冷低压分离器36的进口相连，所述热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36的下部出口均与产品分离单元4相连。

所述产品分离单4元包括依次连接的稳定塔和减压塔，所述减压塔的顶部出口采出轻质油产品，所述减压塔的侧线出口采出循环油，所述减压塔的底部出口采出含固未转化油。

所述装置还包括混合进料单元1，所述混合进料单元1的出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连；所述供氢溶剂进料管路、高低压分离单元3的循环管路、产品分离单元4的循环管路均连接至混合进料单元1。

实施例3：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置，所述装置包括临氢热裂化反应单元2、高低压分离单元3和产品分离单元4，所述临氢热裂化反应单元2包括四级全混式悬浮床反应器，所述临氢热裂化反应单元2的进口连接有供氢溶剂进料管路，所述临氢热裂化反应单元2的顶部出口与高低压分离单元3的进口相连，所述高低压分离单元3的液相出口与产品分离单元4的进口相连，所述产品分离单元4的侧线采出口与临氢热裂化反应单元2的进口相连。

所述临氢热裂化反应单元2中的前一级全混式悬浮床反应器的顶部出口与后一级全混式悬浮床反应器的底部进口连接。

每级所述全混式悬浮床反应器的底部设置有循环回路，所述循环回路上均设有循环泵。

所述高低压分离单元3包括热高压分离器31、温高压分离器32、冷高压分离器33、热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36，所述高低压分离单元3中的分离器分为两支，所述热高压分离器31的上部出口依次连接温高压分离器32、冷高压分离器33，所述热高压分离器31的下部出口依次连接热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36。

所述温高压分离器32的下部出口与热中压分离器的上部出口34均连接至温中压分离器35的进口，所述冷高压分离器33的上部出口连接至临氢热裂化反应单元2，所述冷高压分离器33的下部出口与冷低压分离器36的进口相连，所述热中压分离器34、温中压分离器35和冷低压分离器36的下部出口均与产品分离单元4相连。

所述装置还包括氢气压缩单元5，所述氢气压缩单元5设置于高低压分离单元3分离气体的循环管路上。

所述产品分离单4元包括依次连接的稳定塔和减压塔，所述减压塔的顶部出口采出轻质油产品，所述减压塔的侧线出口采出循环油，所述减压塔的底部出口采出含固未转化油。

实施例4：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化方法，所述方法采用实施例1中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合，所述重质劣质油为减压渣油，所述催化剂的活性组分为fe，所述供氢溶剂为链烷烃类溶剂油，其供氢指数为25，所述重质劣质油、催化剂和供氢溶剂的重量比为1:0.03:1，混合后反应原料的温度为380℃，然后在全混式悬浮床反应器内进行临氢热裂化反应，所述临氢热裂化反应的温度为450℃，压力为20mpag，氢气在每级全混式悬浮床反应器内均有通入，总氢油体积比为1000:1，反应后得到加氢产物；

其中，所述供氢溶剂采用固定床加氢反应器进行制备，所用催化剂的活性组分为co，所述供氢溶剂制备的反应温度为300℃，反应压力为13mpag；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，所述气液分离采用梯级分离的方式，包括热高压分离、温高压分离、冷高压分离、热中压分离、温中压分离和冷低压分离，其中，所述热高压分离的产物分为两股，一股依次进行温高压分离、冷高压分离，另一股依次进行热中压分离、温中压分离和冷低压分离，所述热高压分离的操作温度为380℃，温高压分离的操作温度为270℃，冷高压分离的操作温度为45℃，高压操作压力为20mpa，热中压分离的操作温度为380℃，温中压分离的操作温度为210℃，中压操作压力为4.5mpa，冷低压分离的操作温度为45℃，操作压力为2.5mpa，气液分离得到的气体经过压缩后返回步骤(1)再次使用；

所述液液分离采用减压蒸馏方式，依次经过稳定塔和减压塔来完成，所述稳定塔的操作压力为0.4mpa，所述减压塔的操作压力为15kpa，操作温度为200℃，得到轻质油产品、循环油和含固未转化油，所述循环油返回步骤(1)再次反应，返回的循环油与步骤(1)重质劣质油的重量比为0.3:1。

本实施例中，采用所述方法进行重质劣质油的加氢轻质化，重质劣质油的转化率可达到96％，轻质油产品的收率可达到92％。

实施例5：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化方法，所述方法采用实施例1中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合，所述重质劣质油为煤焦油重馏分，所述催化剂的活性组分为co和ni，所述供氢溶剂为双环芳烃类溶剂油，其供氢指数为30，所述重质劣质油、催化剂和供氢溶剂的重量比为1:0.01:0.5，混合后反应原料的温度为350℃，然后在全混式悬浮床反应器内进行临氢热裂化反应，所述临氢热裂化反应的温度为420℃，压力为15mpag，氢气在每级全混式悬浮床反应器内均有通入，总氢油体积比为1500:1，反应后得到加氢产物；

其中，所述供氢溶剂采用固定床加氢反应器进行制备，所用催化剂的活性组分为ni，所述供氢溶剂制备的反应温度为220℃，反应压力为16mpag；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，所述气液分离采用梯级分离的方式，包括热高压分离、温高压分离、冷高压分离、热中压分离、温中压分离和冷低压分离，其中所述热高压分离的产物分为两股，一股依次进行温高压分离、冷高压分离，另一股依次进行热中压分离、温中压分离和冷低压分离，所述热高压分离的操作温度为350℃，温高压分离的操作温度为250℃，冷高压分离的操作温度为40℃，高压操作压力为25mpa，热中压分离的操作温度为320℃，温中压分离的操作温度为180℃，中压操作压力为6.0mpa，冷低压分离的操作温度为40℃，操作压力为3.0mpa，气液分离得到的气体经过压缩后返回步骤(1)再次使用；

所述液液分离采用减压蒸馏方式，依次经过稳定塔和减压塔来完成，所述稳定塔的操作压力为0.2mpa，所述减压塔的操作压力为5kpa，操作温度为350℃，得到轻质油产品、循环油和含固未转化油，所述循环油返回步骤(1)再次反应，返回的循环油与步骤(1)重质劣质油的重量比为0.5:1。

本实施例中，采用所述方法进行重质劣质油的加氢轻质化，重质劣质油的转化率可达到95.5％，轻质油产品的收率可达到92.5％。

实施例6：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化方法，所述方法采用实施例1中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合，所述重质劣质油为页岩油基重油馏分，所述催化剂的活性组分为mo，所述供氢溶剂为多环芳烃类溶剂油，其供氢指数为21，所述重质劣质油、催化剂和供氢溶剂的重量比为1:0.05:1.5，混合后反应原料的温度为420℃，然后在全混式悬浮床反应器内进行临氢热裂化反应，所述临氢热裂化反应的温度为480℃，压力为25mpag，氢气在每级全混式悬浮床反应器内均有通入，总氢油体积比为500:1，反应后得到加氢产物；

其中，所述供氢溶剂采用固定床加氢反应器进行制备，所用催化剂的活性组分为mo，所述供氢溶剂制备的反应温度为380℃，反应压力为10mpag；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，所述气液分离采用梯级分离的方式，包括热高压分离、温高压分离、冷高压分离、热中压分离、温中压分离和冷低压分离，其中所述热高压分离的产物分为两股，一股依次进行温高压分离、冷高压分离，另一股依次进行热中压分离、温中压分离和冷低压分离，所述热高压分离的操作温度为420℃，温高压分离的操作温度为280℃，冷高压分离的操作温度为50℃，高压操作压力为16mpa，热中压分离的操作温度为410℃，温中压分离的操作温度为250℃，中压操作压力为3.0mpa，冷低压分离的操作温度为50℃，操作压力为2.0mpa，气液分离得到的气体经过压缩后返回步骤(1)再次使用；

所述液液分离采用减压蒸馏方式，依次经过稳定塔和减压塔来完成，所述稳定塔的操作压力为0.6mpa，所述减压塔的操作压力为25kpa，操作温度为80℃，得到轻质油产品、循环油和含固未转化油，所述循环油返回步骤(1)再次反应，返回的循环油与步骤(1)重质劣质油的重量比为0.2:1。

本实施例中，采用所述方法进行重质劣质油的加氢轻质化，重质劣质油的转化率可达到96.5％，轻质油产品的收率可达到93％。

实施例7：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化方法，所述方法采用实施例3中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将重质劣质油、氢气、催化剂和供氢溶剂混合通入全混式悬浮床反应器内进行临氢热裂化反应，所述重质劣质油为含固体粉焦的重油馏分，所述催化剂的活性组分为fe和co，所述供氢溶剂为双环芳烃类溶剂油，其供氢指数为27，所述重质劣质油、催化剂和供氢溶剂的重量比为1:0.02:1.2，混合后反应原料的温度为400℃，所述临氢热裂化反应的温度为465℃，压力为22mpag，氢气在每级全混式悬浮床反应器内均有通入，总氢油体积比为1200:1，反应后得到加氢产物；

所述供氢溶剂采用固定床加氢反应器进行制备，所用催化剂的活性组分为ni，所述供氢溶剂制备的反应温度为350℃，反应压力为12mpag；

步骤(2)参照实施例4中的方法。

本实施例中，采用所述方法进行重质劣质油的加氢轻质化，重质劣质油的转化率可达到95.8％，轻质油产品的收率可达到92.6％。

实施例8：

本实施例提供了一种重质劣质油临氢热裂化方法，所述方法采用实施例2中的装置进行，包括以下步骤：

步骤(1)参照实施例4中的方法；

(2)将步骤(1)得到的加氢产物依次进行气液分离、液液分离，所述气液分离采用梯级分离的方式，包括热高压分离、温高压分离、冷高压分离、热中压分离、温中压分离和冷低压分离，其中所述热高压分离的产物分为两股，一股依次进行温高压分离、冷高压分离，另一股依次进行热中压分离、温中压分离和冷低压分离，所述热高压分离的操作温度为400℃，温高压分离的操作温度为260℃，冷高压分离的操作温度为48℃，高压操作压力为18mpa，热中压分离的操作温度为350℃，温中压分离的操作温度为225℃，中压操作压力为5.0mpa，冷低压分离的操作温度为42℃，操作压力为2.5mpa，气液分离得到的气体返回步骤(1)再次使用；

所述液液分离采用减压蒸馏方式，依次经过稳定塔和减压塔来完成，所述稳定塔的操作压力为0.5mpa，所述减压塔的操作压力为20kpa，操作温度为300℃，得到轻质油产品、循环油和含固未转化油，所述循环油返回步骤(1)再次反应，返回的循环油与步骤(1)重质劣质油的重量比为0.4:1。

本实施例中，采用所述方法进行重质劣质油的加氢轻质化，重质劣质油的转化率可达到96.2％，轻质油产品的收率可达到92.3％。

对比例1：

本对比例提供了一种重质劣质油临氢热裂化装置及方法，所述装置参照实施例1中的装置，区别仅在于：所述临氢热裂化反应单元2的进口未连接供氢溶剂进料管路，所述产品分离单元4的侧线采出口不与临氢热裂化反应单元2相连。

所述方法参照实施例4中的方法，区别仅在于：步骤(1)中的原料不包括供氢溶剂；步骤(2)中的循环油不返回步骤(1)使用。

本对比例中，由于重质劣质油中杂质含量较高，不使用供氢溶剂，氢气的分散性较弱，容易发生结焦反应，造成重质劣质油的转化率降低至90％，此时轻质油产品的收率仅为85％；同时，结焦反应使得反应器容易发生堵塞，且催化剂容易失活，无法保证装置长时间稳定运行。

综合上述实施例和对比例可以看出，本发明所述装置以反应单元和分离单元为主体，采用悬浮床反应器实现重质劣质油的加氢轻质化，以供氢溶剂作为辅助反应原料，可有效抑制结焦反应的发生，再通过高低压分离和产品分离单元，将反应产物充分分离并循环使用，整体提高重质劣质油的转化率和轻质油产品的收率，前者转化率达到95％以上，后者的收率可达到92％以上；所述装置结构简单，工艺路线简单，结焦倾向低，有助于实现装置长周期稳定运行，降低生产成本，提高生产效率。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细装置与方法，但本发明并不局限于上述详细装置与方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细装置与方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明装置的等效替换及辅助装置的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。