CN100558863C - 一种煤焦油生产清洁油品的组合方法 - Google Patents
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- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本发明公开了一种煤焦油生产清洁油品的方法，主要是一种煤焦油的加氢精制-加氢改质-加氢裂化组合工艺。主要特点在于将煤焦油首先脱除机械杂质和水后，与氢气一起进入加氢精制反应器进行加氢脱金属、脱硫、脱氮、脱氧反应。与现有技术相比，本发明方法可以拓宽优质清洁油品生产的来源，提升煤焦油产品的质量，生产符合更高质量要求的轻质清洁产品。并且本发明方法的催化剂使用寿命长，装置运转稳定。
Description
技术领域
本发明公开了一种煤焦油生产清洁油品的方法，以煤焦油为原料，通过加氢精制-加氢改质-加氢裂化的方法生产质量更高的优质清洁油品。
背景技术
目前世界经济迅速发展，对燃料油品的需求越来越多，而且对油品的质量要求也越来越严格，尤其是车用马达燃料的规格将更加严格。世界原油已经探明的储量按现在的开采量计算，只能维持百余年的持续使用，石油资源的短缺迫在眉睫，以石油得到的马达燃料将继续维持目前很高的价格，这样迫切需要开发替代能源。煤炭的储存量却非常丰富，且煤炭的主要组成也为碳和氢，这样使用煤炭来生产车用燃料油品是一种非常有效的途径。目前由煤制油的主要技术包括煤的直接液化和煤的间接液化等，但这些技术成本高，技术复杂，很难大规模推广。另外一种生产焦炭的技术，在生产焦炭的同时，可以生产煤焦油副产品，这是目前广泛采用的技术，但煤焦油的进一步加工手段比较少，利用手段比较单一，而且价格比较低，产品出路也很不顺畅，是对现有资源的浪费，同时在利用煤焦油的过程对环境造成非常大的污染。
CN93107496.7提供一种由中低温煤焦油生产柴油的方法，即直接化学精炼法，用除杂-精制-水洗-破乳-调配的方法对煤焦油的柴油馏分进行处理，精炼出达使用要求的柴油。CN94112466.5涉及用煤焦油制成柴油的方法，煤焦油为主要原料，加入辅料，经混合搅拌、催化氧化-蒸馏和合成三个工艺过程，即可得到0-35#柴油。CN88105117介绍了一种柴油代用燃油剂的配方及其配制方法，它的产品只作为燃料，不适合用于柴油机。这些方法都是对煤焦油进行化学处理，产品质量差，轻质油品收率低，没有达到对煤焦油资源的综合利用。
US4855037介绍了一种加氢处理煤焦油的催化剂和方法，其加氢处理后的煤焦油用于延迟焦化，为延迟焦化提供进料，提高延迟焦化产品的质量，而不是直接生产燃料油品。
CN1351130A介绍了一种煤焦油加氢生产柴油的方法，主要是煤焦油经过分馏，得到的柴油以下的馏分进行加氢精制，可直接生产符合燃油指标的柴油或者生产作为柴油产品的调和组分，但是它只是对煤焦油中比较轻质的馏分进行加氢处理，并没有完全利用煤焦油。
CN1464031A介绍了一种煤焦油加氢工艺及使用的催化剂。采用加氢预处理和加氢改质串联工艺，预处理催化剂采用含钛和加氢组分的催化剂，改质催化剂采用含有钛和分子筛的催化剂。但煤焦油是一种特殊的烃类原料，实验结果表明，采用这种工艺方式不能保持催化剂长周期运转，特别是改质催化剂会在较短时间内产生不可再生性失活。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种煤焦油生产清洁油品的工艺，本发明工艺过程可以最大限度地利用煤焦油原料，得到质量更加优质的轻质清洁产品，同时具有催化剂寿命长，运转稳定等特点。
本发明的煤焦油生产清洁油品的方法，包括如下步骤：
a、由煤焦化过程得到的煤焦油原料首先经过物理过程处理，脱除其中的机械杂质和水等，得到加氢系统的进料。
b、将步骤a得到的进料与氢气在加氢处理条件下与通过保护剂床层，脱除其中的金属、残炭等杂质。
c、将步骤b得到的流出物在加氢精制条件下通过加氢精制催化剂床层，脱除其中的硫、氮、氧等杂质，得到加氢精制生成油。加氢精制流出物经过分离出富氢气体、轻质馏分、重质馏分和水，富氢气体循环回反应系统，水排出反应系统，轻质馏分可以作为最终产品的组分。
d、将步骤c得到的轻质馏分中的柴油馏分与氢气在加氢改质条件下通过加氢改质催化剂床层，反应流出物分离得到的富氢气体循环回反应系统，分离得到的液体馏分经汽提后作为产品；
e、将步骤c得到的重质馏分与氢气在加氢裂化条件下通过加氢裂化催化剂床层，反应流出物分离得到的富氢气体循环回反应系统，分离得到的轻质馏分可以直接出系统，分离得到的重质馏分可以部分或全部循环作为加氢裂化的进料。加氢裂化催化剂可以是各种普通的加氢裂化催化剂，优选含有无定形硅铝为酸性裂化组分的加氢裂化催化剂。
步骤c、d和e所述的反应流出物分离可以采用一套分离系统，也可以采用两套分离系统，或者三套分离系统。采用一套分离系统时，可以采用两个分离器和一个分馏装置，也可以采用一个分离器和一个分馏装置。采用两套分离系统时，采用两个分离器和两个分馏装置。步骤c、d和e所述的富氢气体循环，可以采用三套循环系统分别循环，也可以采用两套循环系统分别循环，也可以采用一套循环系统。步骤c中的轻重馏分可以柴油为准，柴油及比柴油更轻的组分计为轻馏分，重于柴油的馏分计为重馏分。
本发明通过分析煤焦油中组分的特点，确定了本发明工艺过程。特别是针对煤焦油中氧含量较高，在加氢精制过程中产生较多水的情况，将煤焦油分馏分加氢精制后进行分离，一方面可以排出反应的水，降低水对后续加氢裂化催化剂性能的影响，另一方面轻质馏分进行加氢改质，进一步提高产品的质量，而不必进入加氢裂化反应段，降低裂化段的反应负荷，提高轻质产品的收率。如果选择以无定形硅铝为酸性组分的催化剂，则可以进一步提高本发明工艺的操作灵活性，因为此类催化剂对进料中的氮含量和水含量要求不十分严格，而煤焦油中的氮和氧含量均较高。与现有技术相比，本发明过程可以最大限度地将煤焦油转化为优质的轻质产品，并且不需要特殊的设备和催化剂，装置运转稳定，催化剂使用寿命长。本发明过程可以对现有的加氢裂化装置进行改造，也可以新建一套符合设备和流程都符合要求的新的加氢裂化装置。这样在临氢操作条件下，选择现有的设备和催化剂，将煤焦油全部转化为符合质量要求的轻质清洁产品。
附图说明
图1为本发明的采用一个氢气系统的流程示意图。
图2为本发明的采用两个氢气系统的流程示意图。
具体实施方式
本发明方法中的物理过程包括液固分离设备和加热破乳化分离水的设备。
保护剂床层至少由一种重、渣油加氢处理催化剂组成，优选由1～10种保护剂按反应液体物流流动方向床层空隙率减小、加氢活性增加的规律构成。保护剂可以选择本领域常规的重、渣油加氢保护剂，重、渣油加氢脱金属催化剂、重、渣油加氢脱硫催化剂，重、渣油加氢脱氮催化剂等中一种或几种构成。反应物流通过催化剂床层时，可以从上向下流动，也可以从下向上流动，优选后者，因为此种操作方式可以更有效地延长运转周期。
本发明方法中的加氢保护催化剂为常规渣油加氢处理催化剂系列，包括保护剂、脱金属剂、脱硫剂、脱氮剂等。其中保护剂分为几类，一种是起物流分配作用的惰性保护剂，另外包括起到活性过渡作用的保护剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为0.5wt％～20wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～10wt％，形状可以为空心圆柱体等。脱金属剂主要作用是将原料中的金属含量降低，减少对后部催化剂造成的中毒，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为1wt％～20wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～10wt％，形状可以为圆柱体，三叶草状、四叶草或球状等。保护剂系列主要有粒度、加氢活性有梯度过渡，孔容大等特点。
具体催化剂可以选择Chevron公司ICR系统催化剂：
或抚顺石油化工研究院研发，抚顺高新技术开发区催化剂厂生产的FZC系列渣油加氢处理系列催化剂：
物料通过保护剂床层时可以采用常规的重油加氢处理条件，如反应压力为3～20MPa，优选12～18MPa，反应温度为250～450℃，优选为300～400℃，液时体积空速为0.1～5h-1，优选为0.5～2.5h-1，氢油体积比为300～3000，优选为500～2500。保护剂可以装填在单独一个反应器中，也可以和加氢精制催化剂装填在一个反应器中，也可以保护剂的一部分装填在单独一个反应器中，剩余部分和加氢精制催化剂装填在一个反应器中。
本发明方法中的加氢精制催化剂为常规的加氢裂化预处理催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m2/g，孔容为0.15～0.6ml/g。主要的催化剂有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996、FF-16、FF-26等加氢精制催化剂，也可以是国外催化剂公司开发的功能类似催化剂，如UOP公司的HC-K、HC-P催化剂，Topsor公司的TK-555、TK-565催化剂，和AKZO公司的KF-847、KF-848等。加氢精制系统所用的反应器为常规的加氢反应器。加氢精制系统的操作条件采用常规的操作条件，一般为总压3.0MPa～19.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.1h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1，生成油有机硫含量小于1500μg/g，有机氮含量小于500μg/g。
本发明方法中的加氢改质过程所用催化剂为加氢改质专用催化剂或加氢精制催化剂与加氢改质催化剂组合。其中加氢精制催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m2/g，孔容为0.15～0.6ml/g。主要的催化剂有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的FH-5、FH-98、FH-FS等加氢精制催化剂，也可以是国外催化剂公司开发的功能类似催化剂，如UOP公司的HC-K、HC-P催化剂，Topsor公司的TK-555、TK-565催化剂，和AKZO公司的KF-847、KF-848等。加氢改质催化剂一般以第VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。该催化剂的载体为氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中一种或多种。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，分子筛含量为5wt％-40wt％，氧化铝含量为10wt％～80wt％，其比表面为100m2/g～650m2/g，孔容为0.15ml/g～0.50ml/g。分子筛可以是Y型分子筛和/或β型分子筛等。如中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的3963和FC-18。加氢改质过程的操作条件一般为：总压3.0MPa～18.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.3h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1。
本发明方法中的加氢裂化过程所用催化剂为常规的加氢裂化催化剂，一般以第VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。该催化剂的载体为氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中一种或多种。由于煤焦油原料中氧含量比较高，而且含氧化合物在油中的组成比较复杂，因此经过加氢精制并分馏得到的尾油中依然含有一定数量的氮和氧，所以本发明所述的加氢裂化催化剂最好为以无定型硅铝为载体的加氢裂化催化剂。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，分子筛含量为5wt％-40wt％，氧化铝含量为10wt％～80wt％，其比表面为100m2/g～650m2/g，孔容为0.15ml/g～0.50ml/g。主要的催化剂有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的FC-28、FC-14、ZHC-01、ZHC-02、ZHC-04等单段加氢裂化催化剂，以及国外公司开发的UOP公司的DHC39、DHC-8，CHERON公司的ICR126等加氢裂化催化剂。其中ZHC-02、ICR126为以无定形硅铝为裂化组分的加氢裂化催化剂，更适宜于本发明过程。加氢裂化系统所用的反应器为常规加氢反应器。加氢裂化过程的操作条件可采用常规的操作条件，一般为：总压3.0MPa～18.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.3h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1。
图1所示为本发明的一个流程示意图，煤焦油原料1首先进入预处理系统2，分离出机械杂质和水后得到的进料3与氢气4混和进入装填保护剂、脱金属剂和加氢精制催化剂的反应器5，得到加氢精制生成油6，得到的生成油6随后进入高压分离器7进行气液分离，得到的气体8进入循环氢压缩机前的混氢罐34，得到的液体物质因密度差和不容性可直接分离出水36和液体油品9，水36直接出系统进行净化处理，液体油品9进入分馏塔10，分馏得到气体产品11，汽油产品12，柴油产品13，以及尾油14，柴油13与氢气27混合进入加氢改质反应器28进行加氢改质反应，得到的加氢改质生成油29进入高压分离器30，在这里分离出来的气体31进入34并循环使用，分离得到的液体产品进入分馏塔21进行分馏，从分馏塔得到的尾油14可以外甩一部分出系统，也可以与氢气15混和，全部进入加氢裂化反应器21，经过加氢裂化反应，得到加氢裂化生成油17，继续进入高压分离器18，在18中分离得到的气体产品19进入34，并循环使用，分离得到的液体产品20与32混和后进入分馏塔21，在21分馏得到气体产品22，汽油产品23，航煤产品24，柴油产品25和尾油26，尾油可以循环回加氢裂化反应器21，也可以循环回加氢精制反应器5，也可以出系统。
图2是本发明的另一个流程示意图，它与图1的主要区别在于使用两个氢气循环系统，保护剂与加氢精制催化剂装填在一个反应器2-1中，加氢精制流出物经过加氢精制高压分离器2-2，分离出来的气体在加氢精制和加氢裂化部分循环使用，分离出来的液体在加氢精制分馏塔2-3进行分离，分馏塔2-3出来的柴油馏分进入加氢改质反应器2-7，出来的改质馏分进入2-8进行分离，分离出来的气体在加氢改质部分循环使用，分离出来的液体产品在汽提塔2-9中汽提后可作为产品出系统，分馏塔2-3分馏出来的加氢精制尾油进入加氢裂化反应器2-4，的流出物经加氢裂化高压分离器2-5和加氢裂化分馏塔2-6进行分离。这种馏程的优点是根据产品性质的实际情况，两个分馏塔可以采用不同的分馏方案，使得操作更加灵活，氢气的不同的系统中循环，可以调整不同系统的操作压力，有效降低操作费用。
下面通过实施例说明本发明方案和效果，具体工艺流程按图1所述。
实施例1～5
实施例使用的原料油性质见表1。(其中wt％为重量百分比)
表1原料油性质
| 原料油 | 1# | 2# |
| 密度/g·cm<sup>-3</sup> | 1.05 | 1.12 |
| 馏程/℃ | 128～550 | 150～600 |
| 残炭，wt％ | 5.40 | 9.80 |
| 机械杂质，wt％ | 0.17 | 0.22 |
| 硫含量/，wt％ | 0.16 | 0.35 |
| 氮含量，wt％ | 0.92 | 1.10 |
| 金属含量/μg·g<sup>-1</sup> | 82 | 152 |
| 氧含量，wt％ | 6.20 | 5.30 |
| 芳烃含量，wt％ | 79.0 | 82.5 |
首先煤焦油与氢气混和进入加氢保护反应器，然后继续进入加氢精制反应器，得到加氢精制生成油进行分馏，得到的尾油进入加氢裂化反应器，得到加氢裂化生成油也进行分馏，上面得到的不同馏程的轻质馏分，工艺条件和产品性质见表2。
表2工艺条件和产品性质-加氢精制(含保护段)条件
| 实施例1 | 比较例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | 实施例5 | |
| 原料油 | 1# | 1# | 1# | 1# | 2# | 2# |
| 加氢保护条件 | ||||||
| 催化剂 | FZC102/FZC103/FZC202 | FZC102/FZC103/FZC202 | FZC102/FZC103/FZC202 | FZC102/FZC103/FZC202 | FZC102B/FZC103/FZC202 | FZC102B/FZC103/FZC202 |
| 催化剂比例 | 1∶2∶2 | 1∶2∶2 | 1∶2∶3 | 1∶3∶4 | 1∶1∶2 | 1∶2∶4 |
| 压力，MPa | 16.0 | 16.0 | 12.0 | 6.0 | 16.0 | 10.0 |
| 平均温度，℃ | 320 | 320 | 330 | 330 | 320 | 340 |
| 体积空速，h<sup>-1</sup> | 1.2 | 1.2 | 1.5 | 1.8 | 1.0 | 2.0 |
| 氢油体积比 | 500∶1 | 500∶1 | 400∶1 | 800∶1 | 1500∶1 | 1000∶1 |
| 加氢精制条件 | ||||||
| 催化剂 | 3936 | 3936 | 3936 | FF-26 | FF-26 | FF-26 |
| 压力，MPa | 16.0 | 16.0 | 12.0 | 6.0 | 16.0 | 10.0 |
| 平均温度，℃ | 380 | 380 | 385 | 390 | 375 | 390 |
| 体积空速，h<sup>-1</sup> | 0.4 | 0.4 | 0.8 | 0.5 | 0.3 | 0.6 |
| 氢油体积比 | 1500∶1 | 1500∶1 | 1000∶1 | 1500∶1 | 800∶1 | 2000∶1 |
续表2工艺条件和产品性质-加氢精制产物性质
| 实施例1 | 比较例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | 实施例5 | |
| 加氢精制重质油氮含量，μg/g | 280 | 280 | 1400 | 620 | 260 | 450 |
| 柴油收率，wt％(占总原料) | 70.8 | 70.8 | 62.5 | 65.4 | 42.6 | 50.5 |
| 加氢精制柴油十六烷值 | 38.5 | 38.5 | 31.4 | 34.5 | 38.4 | 33.6 |
续表2工艺条件和产品性质-加氢改质操作条件
| 实施例1 | 比较例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | 实施例5 | |
| 进料 | 加氢精制轻质产物 | 没有进行改质 | 加氢精制轻质产物 | 加氢精制轻质产物 | 加氢精制轻质产物 | 加氢精制轻质产物 |
| 催化剂 | FH-98/3963 | / | FH-98/3963 | FH-98/3963 | FC-18 | FC-18 |
| 催化剂比例 | 2∶1 | 1∶1 | 1∶2 | |||
| 压力，MPa | 16.0 | / | 12.0 | 6.0 | 16.0 | 10.0 |
| 平均温度，℃ | 360/380 | / | 350/370 | 350/350 | 365 | 360 |
| 体积空速，h<sup>-1</sup> | 1.0 | / | 0.8 | 1.2 | 1.1 | 0.6 |
| 氢油体积比 | 500∶1 | / | 500∶1 | 700∶1 | 1000∶1 | 800∶1 |
| 加氢改质柴油十六烷值 | 48.5 | 38.5 | 40.4 | 41.5 | 49.4 | 45.6 |
续表2工艺条件和产品性质-加氢裂化操作条件
| 实施例1 | 比较例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | 实施例5 | |
| 原料油为加氢精制尾油 | ||||||
| 加氢裂化条件 | ||||||
| 催化剂 | FC-28 | FC-28 | FC-28 | ZHC-02 | ZHC-02 | ZHC-02 |
| 压力，Mpa | 16.0 | 16.0 | 12.0 | 6.0 | 16.0 | 10.0 |
| 平均温度，℃ | 390 | 390 | 400 | 405 | 390 | 405 |
| 体积空速，h<sup>-1</sup> | 0.80 | 0.80 | 0.60 | 0.6 | 0.35 | 0.20 |
| 氢油体积比 | 1500∶1 | 1500∶1 | 1000∶1 | 800∶1 | 1200∶1 | 1500∶1 |
| 加氢裂化柴油十六烷值 | 57.5 | 50.5 | 55.4 | 56.5 | 53.4 | 55.6 |
续表2工艺条件和产品性质-混合产品收率和性质
由实施例可以看出，通过本发明的工艺，可以在临氢条件下，采用现有的临氢催化技术和设备，将煤焦油最大限度地转化为优质清洁燃料，规格符合更严格的规格要求。
比较例1
按实施例1的方法，但加氢精制后的柴油馏分不进行加氢改质，直接与加氢裂化柴油混合。混合柴油的性质如下：收率55.3wt％；凝点-12℃，十六烷值46，S，310μg/g N，50.3μg/g。从试验结果可以看出，经过加氢改质后柴油的质量得到很到的提升，尤其是十六烷值提高的幅度比较大，和硫氮等杂质含量大幅度降低，可以符合更加苛刻的马达燃料规格的要求。
Claims (9)
1、一种煤焦油生产清洁油品的方法，包括如下步骤：
a、由煤焦化过程得到的煤焦油原料首先经过物理过程处理，脱除其中的机械杂质和水，得到加氢系统的进料；
b、将步骤a得到的进料与氢气在加氢处理条件下通过保护剂床层和脱金属床层，脱除其中的金属和残炭杂质；所述的保护剂床层至少由一种渣油加氢处理催化剂组成；
c、将步骤b得到的流出物在加氢精制条件下通过加氢精制催化剂床层，脱除其中的硫、氮和氧杂质，得到加氢精制生成油；加氢精制流出物经过分离出富氢气体、轻质馏分、重质馏分和水，富氢气体循环回反应系统，水排出反应系统；其中所述的加氢精制催化剂为常规的加氢裂化预处理催化剂；
d、将步骤c得到的轻质馏分中的柴油馏分与氢气在加氢改质条件下通过加氢改质催化剂床层，反应流出物分离得到的富氢气体循环回反应系统，分离得到的液体馏分经汽提后作为产品；其中所述的加氢改质催化剂为加氢改质专用催化剂或加氢精制催化剂与加氢改质催化剂组合；
e、将步骤c得到的重质馏分与氢气在加氢裂化条件下通过加氢裂化催化剂床层，反应流出物分离得到的富氢气体循环回反应系统，分离得到的重质馏分可以部分或全部循环作为加氢裂化的进料。
2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤e所述的加氢裂化催化剂为含无定形硅铝为酸性裂化组分的加氢裂化催化剂。
3、按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤c、d和e所述的反应流出物分离采用一套分离系统，或者采用两套分离系统，或者采用三套分离系统。
4、按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤c、d和e所述的富氢气体循环采用两套循环系统分别循环，或采用一套循环系统。
5、按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤d中的轻重馏分以柴油为准，柴油及比柴油更轻的组分计为轻馏分，重于柴油的馏分计为重馏分。
6、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的保护剂床层由1～10种保护剂按反应液体物流流动方向床层空隙率减小和加氢活性增加的规律构成。
7、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的渣油加氢处理催化剂选择渣油加氢保护剂，渣油加氢脱金属催化剂、渣油加氢脱硫催化剂和渣油加氢脱氮催化剂中的一种或几种构成。
8、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的物料通过保护剂床层时的条件为，反应压力为3～20MPa，反应温度为250～450℃，液时体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为300∶1～3000∶1；所述的加氢精制条件为，总压3.0MPa～19.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.1h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1；所述的加氢裂化条件为，总压3.0MPa～18.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.3h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1；所述的加氢改质条件为，总压3.0MPa～18.0MPa，平均反应温度为300℃～440℃，液时体积空速0.3h-1～4.0h-1，氢油体积比为300∶1～5000∶1。
9、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的保护剂床层装填在单独一个反应器中，或者保护剂和加氢精制催化剂装填在一个反应器中，或者保护剂的一部分装填在单独一个反应器中，剩余部分和加氢精制催化剂装填在一个反应器中。
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