CN109988635B

CN109988635B - 一种加氢处理和加氢裂化组合工艺

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Publication number: CN109988635B
Application number: CN201711468862.7A
Authority: CN
Inventors: 张学辉; 刘涛; 白振民; 李宝忠; 孙士可; 刘振华
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Dalian Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: Sinopec Dalian Petrochemical Research Institute Co ltd; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2017-12-29
Filing date: 2017-12-29
Publication date: 2021-05-04
Anticipated expiration: 2037-12-29
Also published as: CN109988635A

Abstract

本发明公开了一种加氢处理与加氢裂化组合工艺。蜡油原料通过第一加氢预处理催化剂床层，所得物料分成两股；一股物料经床层中间抽出加氢预处理反应器，并与LCO混合通过加氢处理反应器，加氢处理物流进行气液分离和分馏得到催化裂化原料；另一股物料继续通过第二加氢预处理催化剂床层，加氢预处理物流通过加氢裂化催化剂床层进行加氢裂化反应，所得加氢裂化反应物料进行气液分离和分馏，得到石脑油、航煤、柴油和尾油等加氢裂化产品。本发明首次提供了一种在一套加氢工艺装置上同时生产加氢裂化轻质产品和催化裂化原料的加氢组合工艺，可以充分利用加氢预处理物料所携带的热量，实现加氢预处理反应器与加氢处理反应器的耦合操作。

Description

一种加氢处理和加氢裂化组合工艺

技术领域

本发明属于石油炼制领域，具体涉及一种生成优质催化裂化原料和优质加氢裂化产品的加氢处理和加氢裂化组合工艺。

背景技术

加氢技术是重质油轻质化和轻质油品质量升级的重要加工手段。加氢裂化技术因原料油适应性强、产品灵活性好、液体产品收率高、产品质量高等优点得到了较快的发展。现有的加氢裂化技术按照加工流程可以分为三种：一段串联加氢裂化工艺流程、单段加氢裂化工艺流程和两段加氢裂化工艺流程。一段串联加氢裂化技术使用两种类型的催化剂，即加氢裂化预处理催化剂和加氢裂化催化剂，这两种催化剂分别装填在加氢预处理反应器和加氢裂化反应器中，通常情况下每个反应器内的催化剂都是分层装填。催化裂化是重质油轻质化的重要手段之一，但是随着催化裂化加工原料的劣质化和重质化，其操作条件越来越苛刻，轻质产品收率和产品性质变差，而催化裂化原料加氢处理技术不仅可以除去硫、氮、金属等杂质的含量，还可改善进料的裂化性能，降低FCC操作苛刻度，改善产品分布，提高目的产品选择性，降低干气和焦炭产率，提高FCC装置的经济性，降低目的产品硫含量，减少再生烟气中SOx及NOx含量等。催化裂化轻循环油（LCO）中有一定含量的硫和氮，均以有机化合物的形式存在，而且芳烃含量高，尤其是两环以上芳烃的含量高，通常LCO直接循环回催化裂化装置内继续转化，或者进入加氢处理装置加氢后再进入催化裂化装置，或者进入其他装置加工或者直接作为产品。

CN101003746A、CN001955260A、CN001955257A、CN103059960A和CN001955263A都公开的一种蜡油和催化裂化柴油组合加工的加氢裂化工艺或者组合工艺。此类技术能够以蜡油和LCO为原料油，通过加氢裂化方法或者组合方法生产优质产品，尤其是优质重石脑油作为催化重整的原料，而不是生成催化裂化原料，而没有返回催化裂化装置重新进行转化。

CN106701175A、CN102465035A和CN001896192A公开了一种加氢处理工艺中掺炼LCO的工艺技术，主要目的是生产优质催化裂化原料，或者让LCO在加氢处理装置与催化裂化装置间循环的耦合技术，实现催化裂化装置的清洁生产，但是由于蜡油或者渣油等与LCO混合后直接加氢，LCO的加氢深度不能有效控制，而且不能生产优质加氢裂化产品。

综上所述，对比现有的LCO加氢技术和加氢裂化技术，通常都是LCO直接掺炼至催化裂化原料预处理装置中进行加氢，然后再返回催化裂化装置，或者LCO掺炼至加氢裂化原料油中，加氢预处理后进入加氢裂化装置中来生产加氢裂化石脑油产品，同一套装置中以蜡油和LCO为原料油同时生产优质加氢裂化产品和催化裂化原料的组合加工技术较少，而且没有反应物料耦合的组合加工技术。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供了一种加氢处理和加氢裂化组合工艺。即通过从使用加氢裂化装置的加氢预处理反应器中部抽出部分反应物流，将所述的蜡油原料油和LCO原料油通过加氢预处理-加氢裂化和加氢处理组合工艺生产优质加氢裂化产品和优质催化裂化原料。

本发明的一种加氢处理和加氢裂化组合工艺，包括如下步骤：

a、蜡油原料油首先在加氢预处理条件下通过加氢预处理反应器的第一加氢预处理催化剂床层，得到第一加氢预处理物流，这部分反应物流分成两部分，其中一部分抽出加氢预处理反应器；

b、步骤a中剩余部分的第一加氢预处理物流继续在加氢预处理条件下通过加氢预处理反应器的第二加氢预处理催化剂床层，加氢预处理物流继续在加氢裂化条件下通过加氢裂化反应器的加氢裂化催化剂床层，加氢裂化物流经分离、分馏得到加氢裂化高压富氢气体、加氢裂化气体产品、加氢裂化石脑油产品、加氢裂化航煤产品、加氢裂化柴油产品和加氢裂化尾油产品；

c、步骤a所得抽出反应器的第一加氢预处理物流与LCO混合后在加氢处理条件下通过加氢处理反应器的加氢处理催化剂床层，加氢处理物流经分离、分馏得到加氢处理高压富氢气体、加氢处理气体、加氢处理石脑油、加氢处理柴油和加氢处理重油。

根据本发明的加氢处理和加氢裂化组合工艺，其中还可以包括步骤d：步骤b得到的加氢裂化高压富氢气体和步骤c得到的加氢处理高压富氢气体混合后循环使用。

蜡油原料油中的S、N、O等杂质通过第一加氢预处理催化剂床层时得到部分脱除，芳烃一定程度上得到加氢饱和，抽出加氢预处理物料后的物流继续通过加氢预处理催化剂床层和加氢裂化催化剂床层得到优质的加氢裂化产品，如加氢裂化轻石脑油、加氢裂化重石脑油、加氢裂化航煤、加氢裂化柴油和加氢裂化尾油等；研究表明：LCO的芳烃加氢饱和深度对催化裂化汽油产品质量的影响较大，尤其是汽油中单环芳烃是高辛烷值组分，增加加氢LCO中单环芳烃的含量即可增加催化裂化汽油的辛烷值，而抽出的加氢预处理物流因已经经过了部分加氢反应，加氢难度降低，因此其与LCO混合后可以在较缓和的操作条件下达到加氢脱硫、加氢脱氮的目的要求，而此时刚好可以控制LCO的加氢深度，即在满足硫含量的前提下将LCO中的两环芳烃和多环芳烃加氢至单环芳烃，而不是加氢深度过度而生成环烷烃，或者加氢深度不足而生成两环芳烃，这样加氢处理后的产物再次进入到催化裂化装置时可以提高催化裂化汽油中芳烃的含量，从而提高催化裂化汽油的辛烷值。

与现有技术相比较，本发明的加氢处理与加氢裂化组合工艺的优点在于：

1、本发明中，加氢预处理反应器中包括至少两个加氢预处理催化剂床层。通过设置在加氢预处理反应器床层中间的预处理物料抽取步骤，无需特殊操作，即可实现对加氢预处理物料股的有效分配，再使所得到的物料经过加氢组合工艺，从而可以生产不同规格的目的产品。同时，在反应器床层中间抽取反应物流在技术上也是易于实现的。而在现有技术中，加氢处理技术和加氢裂化技术通常只能根据本技术来生产一种加氢工艺的目的产品。

2、本发明通过在加氢预处理反应器的催化剂床层中间设置第一加氢预处理物流抽出装置，将蜡油原料经过加氢预处理的第一加氢预处理物流抽取出反应器，并将其与LCO混合送入单独设置的加氢处理反应器进行加氢反应，由于已经有一部分蜡油原料的硫、氮等杂质已经被加氢脱除，因此进一步加氢的难度降低，因此可以控制反应条件来控制LCO的加氢深度，即控制LCO中两环芳烃和多环芳烃加氢饱和的深度，控制在尽量将两环芳烃好多环芳烃加氢至单环芳烃，这样将加氢后LCO再次进行催化裂化时降低反应难度或者提高催化裂化汽油中的芳烃含量，提高汽油的辛烷值。

3、本发明中，加氢预处理反应器加氢预处理催化剂床层中间得到的抽出物流本身具有很高的温度和压力，其与LCO混合后可以直接进入新设置的加氢处理反应器中进行反应，从而充分利用这股部分预处理物料所携带的热量，实现加氢预处理反应器与加氢处理反应器的耦合操作。

4、本发明中，加氢裂化反应系统和加氢处理反应系统的操作压力相同，因此两个系统中的高压富氢气体可以使用一套氢气脱硫系统和一套氢气循环系统，从而节省了设备投资和操作费用。

附图说明

图1为本发明的原则流程示意图。

其中：1-蜡油原料油，2-加氢预处理反应器，3-加氢预处理抽出物流，4-LCO原料油，5-加氢裂化反应器，6-加氢裂化物流，7-加氢处理反应器，8-加氢裂化高压分离器，9-加氢处理高压分离器，10-加氢裂化分馏塔，11-加氢处理分馏塔，12-加氢裂化轻石脑油产品，13-加氢裂化重石脑油产品，14-加氢裂化航煤产品，15-加氢裂化柴油产品，16-加氢裂化尾油产品，17-加氢处理石脑油产品，18-加氢处理柴油产品，19-加氢处理重馏分油，20-加氢裂化高压分离器富氢气体，21-加氢处理高压分离器富氢气体，22-补充氢。

具体实施方式

步骤a所述蜡油原料的初馏点为100～400℃，终馏点为405～650℃。所述的蜡油原料油可以是石油加工得到的直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油等中的一种，从煤得到的煤焦油、煤直接液化油、煤间接液化油、合成油、页岩油等中的一种，也可以是它们其中几种的混合油。

其中，所述的加氢预处理反应器内，按照与反应物料的接触顺序，位于上游的催化剂床层为第一加氢预处理催化剂床层，位于下游的催化剂床层为第二加氢预处理催化剂床层。

步骤a和步骤b所述的加氢预处理催化剂均为常规的蜡油加氢预处理催化剂。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100～650m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。主要的催化剂有抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996，FF-16、FF-26、FF-36、FF-46、FF-56系列等加氢预处理催化剂，也可以是国内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，Topsoe公司的TK-555、TK-565催化剂，和Akzo公司的KF-847、KF-848等。操作条件可采用常规的操作条件，一般为反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

步骤a中所述抽出的部分物流以液相计占蜡油原料油的重量百分比为5～95wt%，优选为10～80wt%。

步骤b所述的加氢裂化催化剂为常规的蜡油加氢裂化催化剂。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。该催化剂的载体含有氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的一种或多种，最好是含分子筛。所述的分子筛可以为Y型分子筛、β型分子筛、Sapo型分子筛等。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%～80wt%。主要的催化剂有抚顺石油化工研究院研制开发的3824、3825、3976、FC-12、FC-14、FC-20、FC-24、FC-26、FC-32、FC-50催化剂等，UOP公司的HC-12、HC-14、 HC-24、HC-39等。对于加氢裂化催化剂来说，要求有一定的加氢活性和一定裂解活性，既要保证加氢处理生成油及加氢裂化过程中产生馏分中烯烃和芳烃的加氢饱和，也要求饱和后的芳烃发生开环的反应。加氢裂化的操作条件可采用常规的操作条件，一般为：反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

步骤b中所述的分离通常包括为加氢裂化高压分离器和低压分离器分离两部分。其中高压分离器分离得到加氢裂化高压富氢气体和液体，高压分离器分离得到的液体进入低压分离器。低压分离器将高压液体产物分离得到富烃气体和低压液体产物。富烃气体经分离得到需要的加氢裂化气体产物。

步骤b中所述的分馏在加氢裂化分馏塔系统中进行。低压液体产物在分馏塔中分馏得到加氢裂化轻石脑油产品、加氢裂化重石脑油产品、加氢裂化航煤产品、加氢裂化柴油产品和加氢裂化尾油产品。

步骤c所述LCO原料为催化裂化装置的轻循环油，其初馏点为100～200℃，终馏点为320～400℃。所述的LCO原料油中也可以掺混一些焦化柴油、乙烯裂解焦油、煤焦油等芳烃含量高的柴油馏分中的一种或几种。

步骤c所述的加氢处理催化剂均为常规的蜡油加氢处理催化剂。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100～650m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。主要的催化剂有抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996，FF-14、FF-16、FF-24、FF-26、FF-36、FF-46、FF-56系列等加氢处理催化剂，也可以是国内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，Topsoe公司的TK-555、TK-565催化剂，和Akzo公司的KF-847、KF-848等。操作条件可采用常规的操作条件，一般为反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，优选为320℃～410℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

步骤c中所述的分离在加氢处理高压分离器和低压分离器内进行。其中加氢处理高压分离器分离得到加氢处理高压富氢气体和液体，高压分离器分离得到的液体进入低压分离器。低压分离器将高压液体产物分离得到富烃气体和低压液体产物。富烃气体经分离得到需要的加氢处理气体产物。

步骤c中所述的分馏在加氢处理分馏塔系统中进行。低压液体产物在分馏塔中分馏得到加氢处理石脑油产品、加氢处理柴油和加氢处理重馏分油。

步骤b和步骤c中所述的加氢裂化气体产品和加氢处理气体产品可以单独作为产品，也可以混合为混合气体产品。

步骤b和步骤c中所述的加氢裂化轻石脑油产品和加氢处理石脑油产品可以单独作为产品，也可以混合为混合石脑油产品。

步骤b和中所述的加氢裂化重石脑油产品可以单独作为产品。

步骤b中所述的加氢裂化航煤产品可以单独作为产品。

步骤b中所述的加氢裂化柴油产品可以单独作为产品。

步骤b中所述的加氢裂化尾油单独作为产品。

步骤c中所述的加氢处理柴油可以单独作为产品，也可以与加氢处理重馏分油混合作为催化裂化装置的原料油。

步骤d中所述的高压富氢气体混合后可以直接作为循环氢使用，也可以选择通过循环氢脱硫系统脱除硫化氢后再循环使用。

本发明中，所述加氢处理反应器内优选含有两个加氢处理催化剂床层，即第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层（按照与反应物料接触顺序划分）。同时增加将LCO原料进行蒸馏切割的过程，优选将LCO原料油按照馏分轻和重分成两部分，馏分分割的温度点为245~300℃，即轻馏分的馏分范围为初馏点至分割点温度，重馏分的馏分范围为分割点温度至终馏点。LCO重馏分与加氢预处理反应器抽出的加氢预处理反应物流混合后通过加氢处理反应器内的第一加氢处理催化剂床层，然后第一加氢处理反应物料与LCO轻馏分混合通过第二加氢处理催化剂床层。由于LCO重馏分中以多环芳烃为主，其经过更多的加氢处理催化剂反应，可以达到控制芳烃加氢深度的目的，而LCO轻馏分中双环芳烃经过较少程度的加氢处理催化剂反应，可以与LCO重馏分同时达到控制芳烃加氢深度的目的，即加氢处理后的LCO在满足硫含量的同时双环芳烃和多环芳烃均适度加氢至单环芳烃，在进一步催化裂化后可以满足硫含量要求的催化裂化汽油，而且可以提高汽油的辛烷值。

本发明中，所述的第一加氢预处理催化剂床层和第二加氢预处理催化剂床层设置在一个加氢预处理反应器内，或者分别设置在两个以上的加氢预处理反应器内。本发明中优选采用第一种方式。

同样，所述的第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层设置在一个加氢处理反应器内，或者分别设置在两个以上的加氢处理反应器内。本发明中优选采用第一种方式。

结合图1，本发明的方法具体如下蜡油原料油1首先与循环氢混合进入加氢预处理反应器2，经过第一加氢预处理催化剂床层的反应物流中抽出加氢预处理抽出物流3，抽出加氢预处理抽出物流3后的物流经第二加氢预处理催化剂床层后，继续进入加氢裂化反应器5，加氢裂化生成物流6进入加氢裂化高压分离器8进行气液分离，分离得到的液体进入分馏塔10中分馏得到加氢裂化轻石脑油产品12、加氢裂化重石脑油产品14、加氢裂化航煤产品14、加氢裂化柴油产品15和加氢裂化尾油产品16，加氢预处理抽出物流3与LCO原料油4混合后进入加氢处理反应器7，通过加氢处理催化剂床层的生成物流进入加氢处理高压分离器9中进行气液分离，分离得到的液体进入分馏塔11中分馏得到加氢处理石脑油产品17、加氢处理柴油产品18、加氢处理重馏分19、加氢裂化高压分离器8分离得到的气体20和加氢处理高压分离器9分离得到的气体21混合后经循环氢压缩机增压后与补充氢22混合作为循环氢。

下面通过实施例说明本发明方案和效果。

实施例1-4

保护剂FZC-100、FZC-105和FZC106为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的加氢保护剂；催化剂FF-56为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的加氢处理催化剂；催化剂FC-32为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的加氢裂化催化剂，含有Y型分子筛；催化剂FF-24为中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制生产的加氢处理催化剂。

表1 蜡油原料油的主要性质

	蜡油1	蜡油2	LCO
				密度，g/cm<sup>3</sup>	0.901	0.921	0.932
馏分范围，℃	320～545	345～575	156~370
				硫含量，wt％	1.15	2.23	1.3
氮含量，wt％	0.127	0.082	0.09
				芳烃含量，wt％	—	—	91.2

表2工艺条件

续表2 工艺条件

其中，LCO轻馏分与重馏分分割温度为270℃。

表3 试验结果

由实施例可以看出，采用本发明的加氢处理和加氢裂化组合工艺，通过从加氢预处理反应器内抽出一部分反应物流，抽出物流与LCO混合加氢处理生产优质催化裂化原料，剩余加氢预处理物流继续加氢预处理和加氢裂化催化剂生产优质加氢裂化产品的目的，生产方式灵活。

Claims

1.一种加氢处理和加氢裂化组合工艺，包括如下步骤：

2.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，还包括步骤d：步骤b得到的加氢裂化高压富氢气体和步骤c得到的加氢处理高压富氢气体混合后循环使用。

3.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述蜡油原料的初馏点为100～400℃，终馏点为405～650℃。

4.按照权利要求3所述的组合工艺，其特征在于，所述的蜡油原料油选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、煤焦油、煤直接液化油、煤间接液化油、合成油和页岩油中的至少一种。

5.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的LCO的初馏点为100～200℃，终馏点为320～400℃。

6.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的LCO中还掺混焦化柴油、乙烯裂解焦油和煤焦油中的至少一种。

7.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的加氢预处理催化剂以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；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：比表面积为100～650m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。

8.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述加氢预处理的条件为：反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

9.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，步骤a中抽出的部分物流以液相计占蜡油原料油的重量百分比为5～95 wt%。

10.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂以第ⅥB族和/或第Ⅷ族金属为活性组分，催化剂载体含有氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的一种或多种，所述的分子筛为Y型分子筛、β型分子筛或Sapo型分子筛。

11.按照权利要求10所述的组合工艺，其特征在于，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%～80wt%。

12.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的加氢裂化条件为：反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

13.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的加氢处理催化剂以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；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：比表面积为100～650m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。

14.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的加氢处理条件为：反应压力3.0MPa～19.0MPa，反应温度为300℃～450℃，液时体积空速0.2h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100:1～2000:1。

15.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述加氢处理反应器内含有两个加氢处理催化剂床层，即第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层。

16.按照权利要求15所述的组合工艺，其特征在于，所述工艺还包括：将LCO原料切割为LCO轻馏分和LCO重馏分，所述切割的温度为245~300℃；所述LCO重馏分与加氢预处理反应器抽出的第一加氢预处理反应物流混合后通过加氢处理反应器内的第一加氢处理催化剂床层，第一加氢处理反应物料与LCO轻馏分混合通过第二加氢处理催化剂床层。

17.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于，所述的第一加氢预处理催化剂床层和第二加氢预处理催化剂床层设置在一个加氢预处理反应器内，或者分别设置在两个以上的加氢预处理反应器内。

18.按照权利要求15或16所述的组合工艺，其特征在于，所述的第一加氢处理催化剂床层和第二加氢处理催化剂床层设置在一个加氢处理反应器内，或者分别设置在两个以上的加氢处理反应器内。