一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法

专利名称：一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法
技术领域：
本发明涉及一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法；特别地讲本发明涉及一种利用新氢物流完成煤焦油加氢改质生成油的加氢改质过程的集成方法；更特别地讲本发明涉及一种利用新氢物流完成中低温煤焦油两级或三级加氢改质过程的集成方法。
背景技术：
众所周知，烃加氢转化过程是在氢气存在条件下烃原料的耗氢的转化过程，所述烃类原料可以是来自石油或油母页岩或油砂或煤的烃类，原料烃的馏分范围从汽油、煤油、 柴油、蜡油直到渣油，多数情况下上述原料含有杂元素如氧、硫和氮等，而煤焦油则含有大量杂元素且相当部分杂元素与碳原子构成环状结构。在加氢转化过程中，在氢气存在条件下，烃类原料在一个或二个或多个反应器中与一种或二种或多种催化剂接触，反应条件通常为温度为250 530°C、压力为1. 4 28. OMPa0通常所述低压加氢、中压加氢、高压加氢对应的反应压力是4. OMPa以下、4. 0 13. 5MPa、13. 5MPa以上。加氢转化过程发生的典型的化学反应包括加氢脱金属、加氢脱硫、 加氢烯烃饱和、加氢脱氮、芳烃加氢饱和、加氢裂化及加氢异构化，一些反应属于一次产物的二次反应。加氢转化反应部分流出物含有未反应的氢气、转化和未转化的烃类及气体产品，这些气体产品包括常规气态烃和杂质气体如H2S、NH3、H20。通常，加氢转化过程反应流出物被分离为循环至反应部分的富氢气体和烃液生成油，通常所述烃液生成油经分馏得到的窄馏分可作为产品或其它加氢转化过程原料或催化裂化原料，特别地，在加氢裂化过程中， 所述烃液生成油可被分馏为窄馏分液体产品如轻石脑油、重石脑油、煤油、柴油和加氢裂化尾油，可以返回一些窄馏分油至反应部分。所述反应流出物的初始分离通常是采用“冷分流程”完成的。在冷分流程中，反应流出物被冷却至适当的温度(一般为25 65°C)，然后被分离为烃液生成油和其氢浓度足以循环至反应部分使用的富氢气体。冷分流程可以通过降低分离温度增强生成油吸收常规气体烃的能力和降低生成油对氢气的吸收能力而获得最大的氢气回收率和提高循环氢氢浓度，但是损失反应流出物中相当数量的热能，同时仍有一定量的溶解氢氢损失。完成反应流出物的初始分离的另一种方法是“热分流程”，它可以提高反应流出物热能利用率、降低反应流出物冷却负荷并降低冷却换热设备面积，但是，因为反应流出物在热高压分离器排出的烃液中含有更多的溶解氢，它会增加氢气损失，因为冷高压分离器排出的烃液数量减少，它会降低循环氢氢浓度并增加氢气损失。同时，将热高压分离器排出的热高压分离气冷却至一定低的温度进入冷高压分离器完成气液分离以获得循环氢气的过程，仍不可避免地存在相当数量的热能损失及相应的冷却设备投资。本段描述煤焦油基烃加氢转化过程。煤焦油基烃类指的是来自煤焦油或煤焦油一次加工(比如煤焦油蒸馏)或煤焦油二次加工(比如煤焦油浙青的减粘热裂化、焦化热裂化)所得烃类。煤焦油基烃类加氢转化过程包括煤焦油加氢改质过程和煤焦油加氢裂化过程，原料的转化深度和原料烃单位氢耗量有着众所周知的区别。本文不使用“煤焦油加氢精制过程”说法的原因在于煤焦油含有大量杂元素且相当部分位于环链上，“煤焦油加氢精制过程”发生的大量“脱除杂元素反应”本身就是“断链或开环反应”，即存在“煤焦油的加氢精制性裂化效应”，极易导致概念混乱。典型的煤焦油加氢改质过程包含烃类原料的加氢脱氧、加氢烯烃饱和、加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮及芳烃饱和，其原料烃单位氢耗量数值在2. 5 7. 0%之间。低温煤焦油馏分油加氢改质过程烃单位氢耗量数值通常在2. 5 3. 5%之间，中温煤焦油馏分油加氢改质过程烃单位氢耗量数值通常在3. 5 4. 5%之间， 高温煤焦油蒽油加氢改质过程烃单位氢耗量数值通常在5. 5 7. 0%之间。煤焦油加氢裂化过程是基于加氢改质过程、进一步包括加氢改质生成油大分子烃转化为小分子的裂化过程的“改质+裂化”过程，其原料烃单位氢耗量数值在3. 5 9. 5%之间。常规沸程为100 530°C的煤焦油或煤焦油馏分，具备硫含量高、氮含量高、芳烃含量高、多环芳烃含量较高的特点，以生产柴油为目标的煤焦油基烃加氢改质过程，必须完成深度脱氮和深度脱芳烃，按照目前技术水平，操作压力通常高于13. 5MPa、一般为15 20MPa，属于高压加氢改质过程。众所周知，煤焦油中的芳烃含量通常可达50 98 %、氮含量可达0. 3 2. 0 %，煤焦油加氢改质生产柴油组分过程的一个重要目标是完成柴油组分的预期深度的芳烃饱和， 达到预期的密度和十六烷值，由于工业上的煤焦油加氢装置原料通常是宽馏分，另一个目的是完成深度脱氮生产氮含量足够低的加氢石脑油或氮含量足够低的适宜作加氢裂化原料的加氢蜡油。在煤焦油加氢改质进行芳烃饱和的过程中，煤焦油中的数量庞大的氧、硫、 氮等杂原子转化生成了大量的水、硫化氢、氨组分，基于目前的加氢改质催化剂技术，对于芳烃组分的发生于催化活性位的加氢饱和过程，其中氨、硫化氢组分由于竞争吸附具有强阻滞作用，氨比硫化氢对于芳烃加氢饱和的阻滞作用更强，水组分的存在对催化剂强度和稳定性存在不利作用。煤焦油加氢改质生产柴油组分的过程是一个以芳烃饱和为主的反应过程，与同沸程的石油馏分加氢改质过程相比，煤焦油由于氧、硫、氮等杂原子含量太高，反应过程存在大量的水、硫化氢、氨转化物，催化剂的芳烃饱和性能被大幅度抑制，与低杂质含量的反应条件相比，其结果是煤焦油基烃加氢改质所得柴油具有以下特点硫含量低、氮含量低、含有较多的芳烃、含有较多的环烷烃，十六烷值较低、密度较高。本段描述煤焦油基烃加氢改质所得柴油馏分及轻蜡油的加氢改质过程Rl。在加氢改质过程Rl中，由于原料油具有硫含量低、氮含量低、含有较多的芳烃、含有较多的环烷烃的特点，通常其加氢改质的目的是在气体产率的的条件下提高原料柴油十六烷值和或降低密度和或降低凝点，获得优质柴油，因此要求Rl使用的加氢改质催化剂具有低裂化率(裂化率低于15%甚至低于8% )、能显著提高十六烷值或降低密度或降低凝点，即具备高的反应选择性和低氢耗，因此所述加氢改质催化剂RlC可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂 (柴油重量收率通常高于90%)或柴油选择性加氢开环裂化催化剂(柴油重量收率通常高于93% )或贵金属高选择性芳烃饱和催化剂(柴油重量收率约100% )，当然也可以为了特定目的使用缓和加氢裂化催化剂，但是，为了最求高的柴油收率、低的氢耗量，通常不选用缓和加氢裂化催化剂。按照目前技术水平，加氢改质过程Rl的操作压力通常可以低于 13. 5MPa、一般为6. 0 10. OMPa，属于中压加氢改质过程。具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能的催化剂，可以是任意一种合适的柴油选择性加氢开环脱芳催化剂，可以是典型的石油基高芳烃含量催化柴油用选择性加氢开环脱芳催化剂，这些技术有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院的MCI技术、中国石油化工股份有限公司北京石油化工科学研究院的RICH技术等，记载这类技术的文献见表1。使用加氢改质催化剂RlC时，原料柴油组分的裂解物柴油收率一般大于85%、通常大于90%、最好大于95%。加氢改质催化剂R1C，也可以是专门设计制备的具备上述综合功能的新的单一催化剂，也可以是用多种催化剂级配形成的具备上述综合功能的多种催化剂组合方案，也就是说加氢改质催化剂RlC 可以包括一种、两种或多种催化剂。根据需要，在之后可以设置加氢脱硫醇催化剂催化剂床层，这一点是加氢裂化过程的通常用法，防止使用硫化态裂化性加氢改质催化剂RlC时，加氢改质反应的轻质烃类液体产品(液化气和或汽油馏分)腐蚀指标或硫含量超标。表1记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物
序号出版物名称检索用图书编码作者出版社①加氢精制 149页至167页ISBN编码 978-7-80229-026-6； 中国版本图书馆CIP 数据核字 (2006)第 032955 号方向晨中国石化出版社基于煤焦油基烃加氢改质所得柴油馏分及轻蜡油的组成特点，煤焦油基烃加氢改质所得柴油的加氢改质过程Rl的原料烃单位氢耗量远低于煤焦油加氢改质过程的原料烃单位重量氢耗量，通常其数值在0. 7 1. 2 %之间，通常煤焦油加氢改质生成油柴油馏分收率为40 60%，因此该氢耗折算为煤焦油原料氢耗的0. 28 0. 72%，由于该过程氢耗量小、放热量较小，主要用于控制床层温升的载热体循环氢数量较小，即氢油体积比通常较低，可以控制在600 800之间，该氢油体积比的氢气全部折算为煤焦油原料烃单位氢耗量数值相当于2. 45 4. 91%。很明显，煤焦油加氢改质过程尤其是煤焦油加氢裂化过程，全部新氢量可以满足煤焦油加氢改质生成油柴油的加氢改质过程的氢气总量(反应器入口氢气数量和冷氢数量的总和)。而本发明的核心目的是利用该类新氢物流的数量大、纯度高 (无硫化氢等杂质)的特点，形成烃加氢转化过程组合工艺。本段描述煤制天然气过程中低温煤焦油基烃加氢改质所得石脑油馏分的加氢改质过程R1。试验已经证明，根据中低温煤焦油基烃性质，在追求最大柴油收率的加氢改质过程中，石脑油硫、氮含量均较高，不能满足用作催化重整原料石脑油调和料的硫、氮含量指标限制，此时需要进一步加氢精制。当工厂建设煤焦油加氢改质装置A(通常为高压高耗氢加氢过程)，同时建设煤焦油加氢改质生成油馏分的加氢改质装置B (通常为中压低耗氢加氢过程)时，按照现有技术将会面临以下局面一方面，为了简化流程、降低投资，通常考虑循环氢系统联合设置即反应过程采用相同的压力，导致装置A操作压力升高而增加投资和能耗(新氢压缩能耗和原料油加压能耗)；另一方面，设立各自独立的反应系统和分馏系统，选用各自合适的反应压力来完成预期的加氢反应，则流程复杂导致投资较大。本发明提出一种反应过程氢耗量相差较大、反应压力相差较大的烃加氢转化过程的组合方法，解决上述问题。
关于含有两个或两个以上的加氢转化过程的组合工艺有多种，如US 2671754, US 3026260, US 3365388, US 3592758, US 3655551, US 5(^6472 所述方法，其共同特征是上游反应区流出物分离过程所得的烃液体产品作为下游反应区烃原料进行二次加氢转化。中国专利CN 10169668涉及一种在氢气存在条件下将含重质烃的物流转变成含低沸点烃类物流的方法，其第一反应段主要转化液流原料，第一段流出物在分离部分分离为气流和液流， 气流进入第二反应段，第二反应段主要转化气流中烃类。中国专利ZL 99103876. 2涉及一种烃加氢转化组合方法，其核心特征是第一反应流出物的热高压分离气依靠自身压力进入第二反应部分，节省第二反应部分的专用循环氢流量。以上专利均未涉及操作压力差异较大、氢耗量差异较大的烃加氢转化过程的组合方法。本发明技术方案未见报道。本发明的第一目的在于提出一种煤焦油加氢转化集成方法，利用新氢物流完成煤焦油加氢改质生成油的加氢改质过程，形成两段法加氢转化组合工艺。本发明的第二目的在于提出一种煤焦油加氢转化集成方法，形成三段法加氢转化组合工艺。本发明的第三目的在于提出一种高氮高芳烃油的两段法加氢转化集成工艺。本发明的第四目的在于提出一种高氮高芳烃油的三段法加氢转化集成工艺。

发明内容
本发明一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法，其特征在于包含以下步骤①在第一加氢转化部分，新氢ra和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Ll ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2 ；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2 ；第二反应流出物E2在第二高压分离部分S2分离为第二高压富氢气体V2和第二加氢生成油L2 ；④至少一部分所述第二高压富氢气体V2返回步骤③所述的第二反应部分R2 ；⑤至少一部分第二加氢生成油L2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。本发明通常的操作条件是①在第一加氢转化部分，新氢ra和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一加氢转化部分的操作条件为温度为100 480°C、压力为0. 5 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为0.05 lShr—1、氢气/原料油体积比为50 1 5000 1 ；第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Li，第一高压分离部分 Sl的操作条件为温度为30 70°C、压力为0. 5 28. OMPa ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2 ；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2，第二加氢转化部分的操作条件为温度为200 480°C、压力为6. 0 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为0. 05 15hr-\氢气/原料油体积比为800 1 5000 1 ；第二高压分离部分S2 采用冷高分流程，在第二冷高压分离部分LS2，第二反应流出物E2分离为第二冷高分气V2、 第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水，第二冷高压分离部分LS2的操作条件为温度为30 70°C、压力为 6. 0 28. OMPa ；④至少一部分所述第二冷高分气V2返回步骤③所述的第二反应部分R2 ；⑤至少一部分第二冷高分油LL2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，本发明特征进一步在于③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2和或第二热高分油HL2用作步骤①所述第一烃类原料F1。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，本发明的一种形式是③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2用作进入步骤①的第一路第一烃类原料F11，至少一部分第二热高分油HL2用作进入步骤①的第二路第一烃类原料F12。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢转化部分，第一路第一烃类原料Fll和第二路第一烃类原料F12混合为第一烃类原料Fl进入第一反应部分Rl与催化剂接触；当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢反应部分Rl，第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E，RF12E和第一路第一烃类原料Fll进入催化剂床层RFll转化为反应流出物RFl IE。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是 ①在第一加氢反应部分Rl，第一路第一烃类原料Fl 1进入催化剂床层RFl 1转化为反应流出物RF11E，RFllE和第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E ；当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢反应部分R1，新氢分为两路，第一路新氢和Fll进入催化剂床层 RFll转化为反应流出物RF11E，第二路新氢和F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E。本发明，未进入第一加氢反应部分Rl的第二加氢生成油，可以进入第一高压分离部分Sl或进入第一加氢生成油分馏部分FRAC。本发明，通常第一烃类原料Fl与第二反应流出物E2经换热器HE换热升温后进入第一反应部分Rl。本发明适合于第二烃类原料F2为煤焦油基烃的情况，第二加氢生成油L2进入第一反应部分的过程不使用增压泵。本发明第二冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度通常高于75%、一般高于高于 80%。本发明第二反应部分R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力通常高至少 3. OMPa、一般高至少 5. OMPa0本发明通常第一加氢转化部分不设置专用循环氢压缩机，条件合适时，第一加氢转化部分不设置反应进料(氢气和或原料油)加热炉。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于25%，第一反应部分Rl的催化剂为具有良好芳烃饱和及较高开环选择性的加氢改质催化剂；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于25%。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于15% ；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于15%。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于5% ；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于5%。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分R1，原料油串联通过使用蜡油加氢裂化催化剂的前置床层和使用柴油加氢改质催化剂的后置床层，原料油单程重量转化率介于35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 75% ；第二高压分离部分S2采用热高分流程，操作温度为200 350°C，第二热高分油HL2 用作第一烃类原料Fl。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于；35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 85%。25、根据权利要求23所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于40 65% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 95%。
本发明的一种操作条件匹配是①在第一反应部分Rl，第二路第一烃类原料F12在反应区RF12与催化剂RF12C接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RF12E;RF12E和第一路第一烃类原料Fll在反应区 RFll与催化剂RFllC接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RFllE ；RFlIE用作第一反应流出物El ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中蜡油潜馏分的重量含量介于25 75%。本发明的一种操作条件匹配是①RF12E进入一段器间热高压分离器IM分离为一段器间热高分油IML和一段器间热高分气1MV，至少一部分IMV进入反应区RFll与催化剂RFllC接触。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 20. OMPa、操作温度为180 420°C、氢气 /原料油体积比为300 1 1000 1;第一冷高压分离部分Sl的操作温度在100°C以下； 不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为3. 5 28. OMPa、操作温度为250 480°C;第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 13. 5MPa、操作温度为180 420°C、氢气 /原料油体积比为300 1 700 1;第一冷高压分离部分Sl操作温度为30 65°C;不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为13. 5 25. OMPa、操作温度为270 440°C ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为30 65°C。本发明的一种操作条件匹配是①第一原料烃Fl主要由常规沸程为170 370°C 柴油组分组成，第一反应部分Rl的操作条件为温度为250°C 480°C，压力为3. 5 20.010^，加氢催化剂体积空速为0.05 15虹-1、氢气/原料油体积比为400 1 800 1 ；第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl的单位重量氢耗量小于2% ；第一冷高压分离部分Si的操作温度在100°C以下；不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二原料烃F2为煤焦油基馏分油，第二反应部分R2的操作条件为温度为250 480°C，压力为 8. 0 25. OMPa ；加氢催化剂体积空速为0. 05 lShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1;第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于3%;第二反应部分 R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力高至少3. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。其中较佳的操作条件匹配是①第一烃类原料Fl在第一反应部分 R2的单位重量氢耗量小于1. 3% ；第一冷高压分离部分Sl的操作温度为35 60°C ；③第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于4. 0% ；第二反应部分R2的操作压力较第一反应部分Rl的操作压力高至少5. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为 35 60 。本发明设立第三反应部分R3时，其特征进一步在于⑥在分馏部分FRAC，分离第一生成油Ll得到主要由蜡油组分组成的馏分FVS ；⑦将至少一部分FVS用作第三烃类原料 F3进入第三反应部分R3 ；⑧在第三反应部分R3，第三烃类原料F3在氢气存在条件下经加氢裂化反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第三反应流出物E3。
本发明设立第三反应部分R3时，在第三反应部分R3，宜使用柴油收率高的缓和加氢裂化催化剂。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧在第三高压分离部分S3分离第三反应流出物E3得到由E3中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分组成的第三高压富氢气体Vl和由E3中的大部分常规液体烃组分组成的第三生成油L3，至少一部分第三生成油L3最终进入分馏部分FRAC。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第一冷高压分离部分Si，E3中的大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分进入第一高压富氢气体Vl中，El中的大部分常规液体烃组分进入第一生成油Ll中，第三反应部分R3存在的氢气组分来源于新氢ra。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第二反应部分R2与第二反应部分加氢催化剂接触。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3与第一烃类原料Fl混合后进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触，第一反应部分Rl不使用加氢反应进料加热炉。本发明第三反应部分R3的操作条件通常为温度为250 480°C，压力为3. 5 观.OMPa;加氢催化剂体积空速为0.05 15hr-\氢气/原料油体积比为400 1 4000 1，原料油重量单程转化率30 70%。本发明第三反应部分R3的操作条件一般为⑧第三反应部分R3的操作条件为 温度为300 420°C，压力为3. 5 13. 5MPa ；加氢催化剂为高柴油收率缓和加氢裂化催化剂，加氢催化剂体积空速为0.2 Uhr—1、氢气/原料油体积比为600 1 1500 1，原料油重量单程转化率35 55%。本发明第三反应部分R3的操作压力与第一反应部分Rl的操作压力可以基本一致，第三反应流出物E3进入Rl中接触。本发明第三反应部分R3的操作压力与第二反应部分R2的操作压力可以基本一致，第三反应流出物E3进入R2中接触。
具体实施例方式以下详细描述本发明。本发明所述压力为绝对压力。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15. 6°C条件下液体密度与常压、 15. 6 °C条件下水密度的比值。本发明所述的杂质组分或杂质元素指的是反应原料中非烃组分的氢化物如水、
氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的常规气体烃指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烧、丁烧。本发明所述的常规液体烃指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本文所述“常规沸点” 一词指的是物料在一个标准大气压力条件下的汽液平衡温度。除非特别注明，本文所述沸点指的是常规沸点温度。对于汽油及更轻的烃类可用 ASTM-D86方法测定其沸点温度，对于重瓦斯油及更重的进料可用ASTM-D1160方法测试其沸点温度。汽油沸点馏程约为80 210°C，轻瓦斯油常规沸点馏程约为150 350°C，而重油为常规沸点馏程约为350 的瓦斯油以及沸点在350°C以上的渣油和沸点在550°C 以上的减压渣油，除非特别注明，沸点馏程指的是从5%切割点到95%切割点的常规沸点温度范围。本发明所述的石脑油组分或汽油组分指的是常规沸点低于180°C的常规液体烃。本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为180 355°C的烃类。本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为355 530°C的烃类。本发明所述的两段法烃油加氢转化过程，指的是原料烃转化为最终产品的加氢处理过程包含两个加氢反应系统(一段加氢反应系统和二段加氢反应系统)和配套的加氢生成油分离部分(二段加氢生成油分离部分和可能存在的一段加氢生成油分离部分)。两个加氢反应系统在原料油流程上形成总体串联流程。加氢生成油分离部分将加氢生成油分离为窄馏分油品，通常使用分馏塔等设备。由于煤焦油中含有大量硫、氮、氧、金属等，其以脱除硫、氮、氧、金属为目标的精制过程发生大量的“脱除杂质元素形成的裂解反应”，虽然其机制不同于石油基蜡油的加氢裂解过程的主导反应(比如长链断裂)，然而从效果上将很难区分，因此为了防止概念混乱， 本文将煤焦油基烃类加氢转化过程划分为煤焦油加氢改质过程和煤焦油加氢裂化过程。附图
是本发明技术方案流程图，附图是为了说明本发明而绘制的，但不能限定本发明的应用范围。以下结合附图详细描述本发明。如附图所示，沿管道1而来的第一烃类原料Fl与沿管道2而来的新氢物流ra进入第一反应部分Ri，在一定有效的操作条件下，完成第一加氢转化反应(加氢改质反应)，生成一个含有氢气、烃类组分和可能的杂质气体的第一反应流出物El，El沿管道4进入第一高压分离部分Sl完成高压分离过程，生成一个含有第一反应流出物El中大部分氢气、杂质气体和常规气态烃及少部分常规液态烃的第一高压富氢气体Vl和一个含有第一反应流出物El中大部分常规液态烃的第一生成油Ll ；第一高压富氢气体Vl沿管道6离开第一高压分离部分Si,至少一部分Vl导入所述的第二反应部分R2， 图中示出的是全部Vl导入第二反应部分R2的情况。沿管道7而来的第二烃类原料F2 (高氮高芳烃油比如中低温煤焦油)与沿管道6而来的高压富氢气体Vl以及可能使用的沿管道8而来的其它富氢气体进入第二反应部分R2，在一定有效的操作条件下，完成第二加氢转化反应，生成一个含有氢气、杂质气体和烃类组分的第二反应流出物E2 ；E2沿管道10进入换热器HE与第一烃类原料Fl换热降温后成为E2K，E2K进入第二高压分离部分S2完成高压分离过程，生成一个含有第二反应流出物E2中大部分氢气、杂质气体和常规气态烃及少部分常规液态烃的第二高压富氢气体V2和含有第二反应流出物E2中大部分常规液态烃及溶解氢的第二生成油(第二冷高分油LL2和或第二热高分油HU)；第二高压富氢气体V2沿管道20离开第二高压分离部分S2，第二生成油离开第二高压分离部分S2。本发明第二高压富氢气体V2沿管道20离开冷高压分离部分S2，至少一部分V2返回第二反应部分R2和/或第一反应部分R1，通常V2全部返回第二反应部分R2用作循环氢，有时一小部分V2经过膜分离设备得到的提浓氢进入第一反应部分Rl并最终返回第二反应部分R2使用。如附图所示，当第二原料烃F2为宽馏分煤焦油时，当第二高压分离部分S2采用冷高压分离流程时，第二冷高分油LL2用作第二生成油L2，通常含有气体、液化气和石脑油馏分、柴油馏分DS、蜡油馏分VS等。柴油馏分DS通常含有大量芳烃，其中单环芳烃有四氢奈或茚满或烷基苯或茚类，且以四氢奈及茚满为主，它们大量来源于煤焦油中双环芳烃的加氢转化物，是本发明第一反应部分的主要改质目标物。蜡油馏分VS通常含有大量单环芳烃、 双环芳烃、环烷烃如，大量来源于煤焦油中双环芳烃或多环芳烃的转化物，是本发明第一反应部分Rl、第三反应部分R3的加氢转化(改质或裂化)目标物。如附图所示，沿管道40而来的第二生成油经换热器HE与第二反应流出物E2换热升温后沿管道1作为第一烃类原料Fl进入第一反应部分Rl。利用第二反应流出物E2含有的大量热能直接加热第一烃类原料F1，热能利用效率高。当第一反应部分Rl反应温度比第二反应流出物E2温度低的多时，第一反应部分Rl可以不设置反应进料加热炉。如附图所示，当第二高压分离部分S2采用热高压分离流程时，得到第二冷高分油 LL2和第二热高分油HL2，可以单独或同时进入第一反应部分Rl进行加氢改质。如附图所示，当第二冷高分油LL2和第二热高分油HL2分别沿管道40、50进入第一反应部分时可以进行联合改质。如附图所示，当第一加氢生成油Ll的分馏部分FRAC分离出主要油蜡油组分组成的物流HSV时，可以设置第三反应部分，在一定有效的操作条件下，完成第三加氢转化反应 (加氢裂化反应)，生成一个含有氢气、烃类组分和可能的杂质气体的第三反应流出物E3， E3可以进入独立的分离第三加氢生成油的分离步骤。按照本发明第三生成油L3最终进入第一生成油分馏部分FRAC，第三生成油L3中的柴油组分进入柴油DS中，第三生成油L3中的蜡油组分进入蜡油HVS中，至少一部分或全部蜡油VS进入第三反应部分R3进行裂化，第三反应部分R3可以是部分循环裂化流程或全循环裂化流程。本发明第一生成油Ll进入第一生成油分馏部分FRAC，本发明不需要设置第二生成油的分馏部分，可以显著简化流程、降低投资。在第一生成油分馏部分FRAC得到蜡油馏分VS时，蜡油馏分VS可以进入第三加氢反应部分R3，在一定有效的操作条件下，完成第三加氢转化反应(加氢裂化反应)，生成一个含有氢气、烃类组分和可能的杂质气体的第三反应流出物E3，E3的分离步骤可以是单独的，也可以是利用第一生成油分馏部分FRAC，还可以是与第一反应流出物El直接混合联合分离，也可以是进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂以任意形式接触(可以是进入第一台反应器的第一个催化剂床层、也可以是进入最后一台反应器的最后一个催化剂床层)，还可以是与第二加氢生成油直接混合后进入第一反应部分Rl从而减少第二加氢生成油进入第一反应部分Rl过程必要的换热负荷最终达到简化流程的目标，也可以是进入第二反应部分R2与第二反应部分加氢催化剂以任意形式接触(可以是进入第一台反应器的第一个催化剂床层、也可以是进入最后一台反应器的最后一个催化剂床层)，上述工艺可以形成对应形式的蜡油循环裂化流程，可以是部分循环裂化流程或全循环裂化流程，为了提高整体工艺投资效率，本发明的第三反应部分R3选择柴油收率高的缓和加氢裂化工艺， 不过度追求其柴油产品质量。当然，在第一生成油分馏部分FRAC得到的重柴油馏分WDS需要进一步加氢改质或加氢裂化时，可以将WDS引入到第一反应部分Rl或第三反应部分R3或第二反应部分R2，可以形成对应形式的重柴油循环流程，可以是部分循环流程或全循环流程。煤焦油制优质柴油的加氢转化过程存在如下特点，由于高氮高芳烃油比如中温煤焦油，通常氮含量高，其一段加氢精制前部反应过程产生的氨使得一段加氢精制后部反应过程处于氨含量高的环境中，一段加氢精制后部反应过程加氢精制催化剂的芳烃饱和功能受到大幅度抑制，一段加氢精制生成油氮含量高、芳烃含量高，一段加氢精制生成油石脑油组分氮含量高，不能直接用做催化重整制芳烃原料，需要经过深度处理降低氮含量；同理， 一段加氢精制生成油柴油组分氮含量高、芳烃含量高、密度大、十六烷值低，不能直接用做优质柴油组分，需要经过芳烃饱和功能强、开环裂化选择性高的裂化过程实现高柴油收率、 低氢耗目标，提高其十六烷值、降低密度；同理，一段加氢精制生成油蜡油组分氮含量高、芳烃含量高、密度大，作为裂化原料其氢含量低，单程深度加氢裂化会加速催化剂活性中心表面的结碳速度、增大裂化产物小分子的二次裂化副反应，需要经过芳烃饱和功能强、裂化选择性高的裂化过程实现高柴油收率、低氢耗的目标。基于以上事实，本发明是将第二反应部分R2、第三反应部分R3和第一反应部分Rl 联合成一个整体看待的，本发明流程中各反应区催化剂配置可以形成如下特点、并因而实现了本发明的如下目标①第二反应部分R2使用具有脱杂质、脱金属、烯烃饱和、脱硫、脱氮、芳烃饱和等功能的加氢催化剂，对第二烃类原料F2煤焦油完成深度加氢改质；②第三反应部分R3，其原料VS为煤焦油加氢处理蜡油和E2中的二次加氢蜡油， 氮含量、芳烃含量得到了大幅度降低，在低的单程转化率条件下，可以显著降低加氢裂化温度，降低二次反应数量，延长操作周期，在第三反应部分R3原料所含大分子芳烃完成一定程度的加氢裂化时即终止反应，将E3中的柴油组分导入到第一反应部分Rl与柴油改质催化剂接触，可以实现高柴油收率、高效柴油改质反应，最终在保证最终柴油产品(El中柴油)质量基础上，提供整体工艺柴油收率；特别地，对于蜡油VS数量大的场合，可以显著降低第三反应部分R3操作压力，大幅度降低投资，效益显著；③第一反应部分Rl可以使用最优化操作条件，，充分发挥柴油改质催化剂性能， 其中a、第一反应部分Rl催化剂RlC实际上相当于第二反应部分R2的煤焦油加氢改质过程的柴油补充改质过程，与第二反应部分R2相比，由于反应过程中气相氨浓度(同时通常硫化氢浓度)大幅度降低，可以提高催化剂的加氢改质效率，提高脱氮率、提高芳烃饱和率；b、第一反应部分Rl催化剂RlC实际上承担煤焦油加氢改质过程的柴油的降低密度、提高十六烷值的重要任务，与将其设置于第二反应部分R2相比，由于第一反应部分Rl 反应过程中气相氨浓度(同时通常硫化氢浓度)大幅度降低，可以提高反应效率，降低RlC 操作温度，降低气体产率；
C、第一反应部分Rl催化剂RlC实际上承担第三反应部分R3反应过程产生的柴油组分的降低密度、提高十六烷值的重要任务，随着第三反应部分R3单程转化率的加大，第三反应部分R3反应过程产生的柴油组分的二次裂解反应深度增大，气体产率增高、氢耗增高。比较而言，降低第三反应部分R3单程转化率，适当控制E3中柴油质量指标，柴油组分质量的最终改善由第一反应部分Rl催化剂RlC完成。如此，整体工艺抑制了第三反应部分 R3反应过程产生的柴油组分的二次裂解反应深度，可以显著降低气体产率、降低氢耗量，即对第三反应部分R3催化剂R3C的裂化率和第一反应部分Rl催化剂RlC的裂化率，进行优化组合。本发明的整体流程，同时可以具备对煤焦油加氢改质生成油各组分(柴油组分和蜡油组分)完成脱氮和芳烃饱和的功能及适当的裂化功能，增强了整体过程的芳烃饱和功能、利于抑制非理想裂化反应，从而可以实现本发明的目标高的催化剂效率、高的液体收率(高的柴油收率)、低的单位原料氢耗、简练的流程。按照本发明，存在于第一反应部分Rl和第三反应部分R3的循环氢，可能是串联关系或并联关系。按照本发明，存在于第二反应部分R2和第三反应部分R3的循环氢，可能是串联关系或并联关系。根据需要，在有关管道系统使用压缩机、泵、换热器、阀门等设施。本文中“第一加氢转化部分”一词指的是，包含第一反应部分Rl和第一高压分离部分Sl以及可能使用的第一生成油Ll的分离或分馏步骤在内的过程。本文中“第二加氢转化部分” 一词指的是，包含第二反应部分R2和第二高压分离部分S2以及可能使用的第二生成油L2的分离或分馏步骤在内的过程。本文中“第三加氢转化部分” 一词指的是，包含第三反应部分R3和第三高压分离部分S3以及可能使用的第三生成油L3的分离或分馏步骤在内的过程。需要说明的是，“第一加氢转化部分”、“第二加氢转化部分”、“第三加氢转化部分” 词语的使用只是为了说明问题，并不对本发明的实际内容构成任何限定。对特定的加氢转化集成过程，其各反应部分的实际操作条件依赖于如进料组成 (即物料性质)和工艺装置过程功能这样的条件，随原料的性质、预期的反应深度和可能使用的催化剂的性质而变化。第一反应部分Rl加氢转化操作条件包括从如柴油降低密度加氢改质条件、柴油降低凝点加氢改质条件、柴油脱芳提高十六烷值加氢改质条件、柴油低氢耗提高十六烷值的使用具有良好芳烃饱和及较高开环选择性的加氢改质催化剂进行的选择性加氢裂化条件、如重柴油的中压缓和加氢裂化条件、柴油脱芳烃高压加氢改质条件等， 可以使用柴油加氢精制催化剂和或柴油加氢改质催化剂和或柴油加氢裂化催化剂。缓和的加氢精制条件为压力介于3. 5 10. 5MPa、温度低于200 350°C、液时空速高于0. 4 3. Oh—1、氢油体积比为300 800、原料油单位重量氢耗量0. 05 0. 8% ；苛刻的加氢转化条件包括压力为6. 0 201 、温度为300 420°C、液时空速为0. 2 1.釙人氢油体积比为600 1000、原料油单位重量氢耗量0. 8 2. 0% ；适中的加氢转化条件范围是5. 0 10. OMPa的压力，200 380°C的温度，0. 4 ^T1液时空速、氢油体积比为400 800、原料油单位重量氢耗量0. 5 1. 5%。本发明方法的第一反应部分Rl的操作压力通常高于 2. 5MPa。
对特定的加氢转化集成过程，其第二反应部分R2的实际操作条件依赖于如进料组成和工艺装置过程功能这样的条件，随原料的性质、预期的反应深度和可能使用的催化剂的性质而变化。第二反应部分R2加氢转化操作条件包括从高耗氢原料如低温煤焦油、中温煤焦油、蒽油、大流量石油基蜡油等进料中脱除一部分硫的加氢精制过程所需的缓和条件直至加氢脱硫或中压加氢裂化或加氢改质过程的苛刻条件，其中包含煤焦油加氢转化条件。低温煤焦油加氢改质条件是8. 0 12. OMPa的压力，250 460°C的温度，0. 4 0. 81Γ1 液时空速、氢油体积比为800 1200、原料油单位重量氢耗量2. 5 3. 5%。中温煤焦油加氢改质条件是15. 0 20. OMPa的压力，300 460°C的温度，0. 3 0. 液时空速、氢油体积比为1800 3000、原料油单位重量氢耗量3. 5 4. 5%。高温煤焦油蒽油加氢改质条件是15. 0 25. OMPa的压力，330 460°C的温度，0. 2 0. 41Γ1液时空速、氢油体积比为 2000 4000、原料油单位重量氢耗量5. 5 7. 5%。如果煤焦油采用加氢改质和加氢裂化两级工艺加工，则煤焦油原料油单位重量氢耗量进一步提高比如提高0. 5 2. 0%，依据加氢改质蜡油收率的变化而变化。公开的加氢转化催化剂有多种，其中的一些合适的催化剂可以从制造商处购到。 第一反应部分R1、第二反应部分R2所用催化剂应依原料组成和预期工艺目标而选择，因此，催化剂的组成变化范围是很宽的。典型催化剂由分布(支撑)于无机物耐火载体上的一种或多种金属组份组成，催化剂上的金属组分来自元素周期表中的VILV和VI族。被选中的通常是Ni、Co、Mo、Cr、和W，有时还含有狗和Pt，催化剂上的金属的形态可以是金属元素或金属氧化物或金属硫化物或其它化合物。每种金属含量通常是催化剂总量的0. 1 40wt%，尽管有些催化剂上金属的含量超出上述范围。金属活性状态为硫化物的催化剂，新制备催化剂的金属化合物一般以氧化物形式使用，然后进行预硫化处理，该处理过程可在使用场所之外进行，但最好在使用场所之内进行，特别是在与实际应用相似的条件下进行。 金属组分可载附于无机非晶形载体上，如二氧化硅、氧化铝或二氧化硅一氧化铝。可以用各种技术，包括浸渍、浸湿和共研糊，将金属组分载附于耐高温氧化物上。在加氢裂化中所用的催化剂可以是非晶形的、沸石分子筛型的、或少掺沸石分子筛型的。已经证明，Y型沸石和现代改性的Y型沸石在石油基蜡油加氢裂化过程中是性质优良的催化剂。此外，可通过本领域已知的任何技术，包括浸渍和离子交换，将金属组分载附于沸石上。对于某些加氢裂化过程来说，除沸石外，在催化剂中还可能使用非晶形二氧化硅一氧化铝，以及在这类催化剂中常常采用的粘合剂。按照本发明，第一反应部分Rl的操作温度在250°C 480°C特别地在300 440°C 之间，第一反应流出物El被冷却降温至100°C以下、一般为25 90°C、最好为30 60°C然后进入第一冷高压分离部分Sl中进行分离。按照本发明，来自第一冷高压分离部分Sl的第一冷高压富氢气体Vl的压力应尽量与第一反应部分Rl的出口压力接近，二者之间的压力差值应依需求决定，一般不宜高于0. 8MPa、特别地应不高于0. 6MPa。按照本发明，含有第一反应流出物El中大部分氢气、杂质气体、常规气态烃和少部分常规液态烃的第一冷高压富氢气体VI，通常经压缩机升压进入了转化第二烃类原料 F2的第二反应部分R2中，第一冷高压富氢气体Vl的转化物和未转化物作为第二反应流出物E2的一部分与第二反应部分R2的其它进料的转化物最终进入了第二冷高压分离部分 S2。因此本发明实现了氢气的重复使用，并将第一反应部分Rl产生的部分杂质气体和部分常规气态烃，与第二反应部分R2产生的杂质气体和常规气态烃集中在第二反应流出物E2 中。本发明FRAC使用冷低压分离部分S3步骤时，第一冷高压烃液体Ll在维持温度基本不变的条件下，降压至0. 5 5. OMPa并形成气、液混相物流，然后进入冷低压分离部分S3 并分离为冷低压气体V3和冷低压烃液L3。当不使用冷低压分离部分S3步骤时，第一冷高压烃液体Ll可能导入诸如分馏这样的进一步加工过程中，但推荐应用低压分离部分S3。按照本发明，第二反应部分R2最好执行第二烃类原料F2的高耗氢加氢转化反应。 按照本发明，第二反应部分R2的操作温度在250 480°C、特别地在300 440°C之间。按照本发明，第二反应流出物E2采用冷高分流程时，在第二冷高压分离部分S2分离为第二冷高压富氢气体V2和第二冷高压烃液L2。第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下、特别地一般为25 90V、最好为30 60°C，第二冷高压分离部分S2的操作压力，应与第二反应部分R2的出口压力尽量接近，二者之间的压力差值应依需求决定，一般不高于 1. 5MPa、特别地不高于1. OMPa、最好不高于0. 7MPa。按照本发明，进入第一反应部分的冷低压富氢气体V4的氢气体积浓度不宜低于 75%，特别地不宜低于80%，这些富氢气体来自第二冷高压烃液L2的分离步骤第二冷高压烃液L2降压至2. 5 15. OMPa压力条件下，在温度一般为100°C以下、特别地降至25 85°C、最好是30 65°C的条件下，进入冷低压分离部分S4，在此分离为冷低压富氢气体V4 和冷低压烃液L4。按照本发明，第二加氢生成与油进入第一加氢反应部分R1，可以回收其中的溶解氢，可降低装置总体氢耗量。新氢体积浓度宜大于90% (体积)、特别地大于95% (体积)、最好大于98% (体积)。当第一反应部分使用贵金属催化剂时，新氢中硫化氢体积含量应低于IPRii。本发明各步骤一般的温度和压力条件如下表
第一反应部分Rl250 480°C 3· 5 20. OMPa
第一冷高压分离部分Sl 20 70°C 3. 5 20. OMPa 冷低压分离部分S3 20 70°C 0.5 5. OMPa 第二反应部分R2 250 480°C 3. 5 28. OMPa
冷高压分离部分S2 20 70°C 3. 5 沘.OMPa本发明各步骤较好的温度和压力条件如下表第一反应部分Rl300 440°C 3. 5 13. 5MPa
第一冷高压分离部分Sl 30 3. 5 13. 5MPa 冷低压分离部分S3 30 65°C 0.5 2. OMPa 第二反应部分 R2 300 440°C 8. 0 25· OMI^a
冷高压分离部分S2 30 65°C 8.0 25. OMF^a本发明在第二反应部分R2执行煤焦油高压加氢改质反应的情况下可以取得好的效果。所述的第一反应部分Rl或第二反应部分R2，根据需要可以将任一种补充硫加入该反应部分的反应过程，以保证必须的最低硫化氢浓度，保证反应过程的催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值比如SOOPRii或lOOOPRii。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对煤焦油氢化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品， 或与高温氢气接触后转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。典型的组合方案见表2，仅为举例而用，并不对本发明的应用构成限定。表2典型的组合方案
序号第一反应部分第二反应部分可能的 选择1、第二冷高分油改质 2、第二热高分油改质 3、第二热高分油精制、裂化串联加氢 4、第二冷高分油、第二热高分油联合加氢改质1、煤焦油加氢改质 2、煤焦油加氢裂化 3、煤焦油重馏分加氢改质 4、煤焦油重馏分加氢裂化 在本发明第一加氢转化部分中，原料油与氢气的混合物在加氢转化条件下与催化剂接触发生预期的作用，并产生一股通常称之为反应流出物的物流，通常这一物流首先与一股或多股物料进行换热，然后，反应流出物通过换热器、空气冷却器或水冷却器进一步冷却降温至约50°C的较低温度。最后，经冷却后的混相物流，其气相由大量的压和&S、H2O, 轻烃如CH4、C2H6等组成，其液相由冷凝的烃或烃类组分组成，通常反应流出物中有液相水。 然后，所述混相物流进入一个气、液分离器。在此，分出的气体经可能的处理后作为循环氢气，分出的液相去分离部分以回收产品。由于反应流出物中含有压5、顯3。甚至有HC1，因此当它冷却时会形成固体沉淀(积)，这些沉淀的主要成份是NH4Cl和/或多硫氨。这些沉淀会降低热交换器传热速率并导致超额压降。第一烃类原料含有硫、氮时，设置循环氢流程的常规工艺采用的经验方法是在换热器上游向反应流出物中注入蒸汽冷凝水以便将所述固体沉淀冲洗出换热器以防止沉淀形成。反应流出物中的水可能还包括原料含氧化物加氢转化生成的水或/和作为原料油的携带水。冷却反应流出物通常会生成一个含有由反应流出物中H2S、NH3。生成的可溶性盐类化合物的混合物的可分离的(游离的)水相。按照本发明，使用冲洗水时，在冷高压分离部分，分离为冷高分油、冷高分气和冷高分水，冷高分水中水组分来源于加氢反应过程的生成水和或外部洗涤水。在冷高压分离部分，如果原料烃氧含量足够高或氮含量足够低使得加氢反应流出物含有足够多的水因此不需要外部冲洗水时，可以不加入外部冲洗水，但是这种情况是少见的。本发明的第一加氢转化部分的一个特点是，由于不存在循环氢或仅存在少了循环氢，杂质组分、常规气体烃组分在第一反应部分的积累效应被消除或被大部分消除了，多数情况下，第一反应流出物El的注冲洗水过程可以取消，第一冷高压分离器进行汽、液两相分离即可，大部分第一反应流出物El中的杂质组分、常规气体烃组分与第二反应部分产生的杂质组分、常规气体烃组分在第二冷高压分离部分合并处理，因此可以简化流程，降低投资。在第二冷高压分离部分S2，第二反应流出物E2通常先降低温度(一般是与第二反应部分原料换热)至约220 100°C (该温度应高于硫氢化氨结晶温度)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后第二反应流出物。洗涤水用于吸收第二反应流出物中的氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收第二反应流出物中的硫化氢。所述第二冷高压分离部分包含注水后第二反应流出物的冷却、分离步骤，所述的注水后第二反应流出物通常先降低温度(通常使用空气冷却器和或水冷却器)至约30 70°C、最好 30 60°C，在此降温过程中，注水后第二反应流出物中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收注水后第二反应流出物中的氨并进一步吸收注水后第二反应流出物中的硫化氢，形成第二冷高分水液体。最终所述注水后第二反应流出物冷却并在第二冷高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的第二冷高压富氢气体V2气体、一个主要由常规液体烃组成的第二冷高压烃液L2和一个主要由水组成的含氨的第二冷高分水W2液体。所述第二冷高分水 W2，其中氨的含量一般为1 15% (w)，最好为3 8% (w)0洗涤水注入量的确定原则是， 一方面，洗涤水注入第二反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30%或更多，以防止水全汽化；另一方面，注入洗涤水的直接目的是在第二冷高压分离部分吸收第二反应流出物中的氨，防止第二冷高压富氢气体V2的氨浓度太高， 在反应系统积聚，降低催化剂活性，通常第二冷高压富氢气体V2的氨浓度越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm ；再一方面，洗涤水的另一直接目的是同时吸收第二反应流出物中的硫化氢，防止第二反应流出物的冷却降温过程形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述的第二冷高压分离部分，其第二冷高压分离器操作压力为第二反应部分压力减去实际压力降，第二冷高压分离器压力与第二反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0. 5 1. 2MPa,最好为0. 5 0. SMPa0所述的第二冷高压富氢气体V2气体，其氢气浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70% (ν), 宜不低于80% (ν)，最好不低于85% (ν)。按照本发明，如前所述至少一部分、通常为85 100 %的所述第二冷高压富氢气体V2进入第二反应部分使用。为了提高装置投资效率，必须保证第二冷高压富氢气体V2氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、 反应条件、产品分布，可以排除一部分所述第二冷高压富氢气体V2(以下简称第二冷高压富氢气体排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第二冷高压富氢气体排放气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气与非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。有时反应流出物分离工艺流程不是直接冷却和单级分离方法，而是更复杂的分离方法如 US3402122、US3586619、US3371029、US3371030、US4159937、US384799 或中国专利 CN8919875所述的方法。本发明流程的第一加氢转化部分或第二加氢转化部分，其反应流出物分离方法可以使用任何一种合适的分离方法，例如可以是冷分流程或热分流程。一种烃加氢转化工艺方式是二级加氢转化，第一级加氢转化区的高压分离器分出的液相物流(或其蒸馏分离物流)与一定数量的氢气混合后进入下游的第二级加氢转化区，所述第二级加氢转化区可以在类似或显著不同的条件下操作，并且可以使用不同于第一级加氢转化区使用的催化剂。例如，重油馏分或煤焦油首先在第一级加氢转化区进行加氢精制，然后第一级加氢转化区的液相产品进入第二级加氢转化区反应器以进行加氢加氢裂化。迄今为止，已有多种不同的使用一种或二种加氢转化部分的工艺流程。工艺流程的变化有循环一部分第一区的产物至第一区的反应器，或循环一部分第二区的特定产物(一般是最重组份)至第一区的反应器，或循环一部分第二区的特定产物(一般是最重组份) 至第二区的反应器。本发明流程可应用于各种可能的变化流程，本发明可用于二级加氢转化工艺的第一级或第二级。附图描述的方法还包括低压转换至高压的物流的能量输入以及从高压转换至低压的物流的能量回收，以提高能量利用效率。使用如透平这样的常规设备以从过程中回收这些能量，或者使用如泵或压缩机这样的常规设备向过程中输入能量。当第二加氢转化部分的第二反应部分R2使用多个反应器，Vl可以进入第二反应部分的任一反应器入口或反应器中间，或以任何其它有效方式进入第二反应部分R2并与其催化剂床层接触，Vl接触第二反应部分R2催化剂床层的方式，不受任何限制。比如可以进入第二反应部分氢气循环回路的压力最低点(循环氢压缩机入口)或压力最高点(循环氢压缩机出口)或任意反应器。以下描述本发明的特征部分。一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法，其特征在于包含以下步骤 ①在第一加氢转化部分，新氢ra和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Ll ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2 ；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2 ；第二反应流出物E2在第二高压分离部分S2分离为第二高压富氢气体V2和第二加氢生成油L2 ；④至少一部分所述第二高压富氢气体V2返回步骤③所述的第二反应部分R2 ；⑤至少一部分第二加氢生成油L2用作步骤①所述第一烃类原料F1。本发明通常的操作条件是①在第一加氢转化部分，新氢ra和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一加氢转化部分的操作条件为温度为100 480°C、压力为0. 5 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为0.05 lShr—1、氢气/原料油体积比为50 1 5000 1 ；第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Li，第一高压分离部分 Sl的操作条件为温度为30 70°C、压力为0. 5 28. OMPa ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2 ；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2，第二加氢转化部分的操作条件为温度为200 480°C、压力为6. 0 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为0.05 15hr-\氢气/原料油体积比为800 1 5000 1 ；第二高压分离部分S2 采用冷高分流程，在第二冷高压分离部分LS2，第二反应流出物E2分离为第二冷高分气V2、 第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水，第二冷高压分离部分LS2的操作条件为温度为30 70°C、压力为 6. 0 28. OMPa ；④至少一部分所述第二冷高分气V2返回步骤③所述的第二反应部分R2 ；⑤至少一部分第二冷高分油LL2用作步骤①所述第一烃类原料F1。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，本发明特征进一步在于③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2和或第二热高分油HL2用作步骤①所述第一烃类原料F1。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，本发明的一种形式是③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2用作进入步骤①的第一路第一烃类原料F11，至少一部分第二热高分油HL2用作进入步骤①的第二路第一烃类原料F12。当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢转化部分，第一路第一烃类原料Fll和第二路第一烃类原料F12混合为第一烃类原料Fl进入第一反应部分Rl与催化剂接触；当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是 ①在第一加氢反应部分Rl，第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E，RF12E和第一路第一烃类原料Fll进入催化剂床层RFll转化为反应流出物RFl IE。 当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢反应部分Rl，第一路第一烃类原料Fl 1进入催化剂床层RFl 1转化为反应流出物RF11E，RFllE和第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E ；当第二反应流出物分离部分采用热高分流程时，LL2和HL2联合改质流程的一种形式是①在第一加氢反应部分R1，新氢分为两路，第一路新氢和Fll进入催化剂床层 RFll转化为反应流出物RF11E，第二路新氢和F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物 RF12E。本发明，未进入第一加氢反应部分Rl的第二加氢生成油，可以进入第一高压分离部分Sl或进入第一加氢生成油分馏部分FRAC。本发明，通常第一烃类原料Fl与第二反应流出物E2经换热器HE换热升温后进入第一反应部分Rl。本发明适合于第二烃类原料F2为煤焦油基烃的情况，第二加氢生成油L2进入第一反应部分的过程不使用增压泵。本发明第二冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度通常高于75%、一般高于高于 80%。本发明第二反应部分R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力通常高至少 3. OMPa、一般高至少 5. OMPa0本发明通常第一加氢转化部分不设置专用循环氢压缩机，条件合适时，第一加氢转化部分不设置反应进料(氢气和或原料油)加热炉。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于25%，第一反应部分Rl的催化剂为具有良好芳烃饱和及较高开环选择性的加氢改质催化剂；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于25%。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于15% ；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于15%。本发明的一种操作条件匹配是①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于5% ；③煤焦油基第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于5%。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分R1，原料油串联通过使用蜡油加氢裂化催化剂的前置床层和使用柴油加氢改质催化剂的后置床层，原料油单程重量转化率介于35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 75% ；第二高压分离部分S2采用热高分流程，操作温度为200 350°C，第二热高分油HL2 用作第一烃类原料Fl。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于；35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 85%。25、根据权利要求23所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于40 65% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于 95%。本发明的一种操作条件匹配是 ①在第一反应部分Rl，第二路第一烃类原料F12在反应区RF12与催化剂RF12C接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RF12E;RF12E和第一路第一烃类原料Fll在反应区 RFll与催化剂RFllC接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RFllE ；RFlIE用作第一反应流出物El ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中蜡油潜馏分的重量含量介于25 75%。本发明的一种操作条件匹配是①RF12E进入一段器间热高压分离器IM分离为一段器间热高分油IML和一段器间热高分气1MV，至少一部分IMV进入反应区RFll与催化剂RFllC接触。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 20. OMPa、操作温度为180 420°C、氢气 /原料油体积比为300 1 1000 1;第一冷高压分离部分Sl的操作温度在100°C以下； 不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为3. 5 28. OMPa、操作温度为250 480°C;第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。本发明的一种操作条件匹配是①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 13. 5MPa、操作温度为180 420°C、氢气 /原料油体积比为300 1 700 1 ；第一冷高压分离部分Sl操作温度为30 65°C;不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为13. 5 25. OMPa、操作温度为270 440°C ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为30 65°C。本发明的一种操作条件匹配是①第一原料烃Fl主要由常规沸程为170 370°C 柴油组分组成，第一反应部分Rl的操作条件为温度为250°C 480°C，压力为3. 5 20.010^，加氢催化剂体积空速为0.05 15虹-1、氢气/原料油体积比为400 1 800 1 ；第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl的单位重量氢耗量小于2% ；第一冷高压分离部分Si的操作温度在100°C以下；不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二原料烃F2为煤焦油基馏分油，第二反应部分R2的操作条件为温度为250 480°C，压力为 8. 0 25. OMPa ；加氢催化剂体积空速为0. 05 lShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1;第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于3%;第二反应部分 R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力高至少3. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。其中较佳的操作条件匹配是①第一烃类原料Fl在第一反应部分R2的单位重量氢耗量小于1. 3% ；第一冷高压分离部分Sl的操作温度为35 60°C ；③第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于4. 0% ；第二反应部分R2的操作压力较第一反应部分Rl的操作压力高至少5. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为 35 60 。本发明设立第三反应部分R3时，其特征进一步在于⑥在分馏部分FRAC，分离第一生成油Ll得到主要由蜡油组分组成的馏分FVS ；⑦将至少一部分FVS用作第三烃类原料 F3进入第三反应部分R3 ；⑧在第三反应部分R3，第三烃类原料F3在氢气存在条件下经加氢裂化反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第三反应流出物E3。本发明设立第三反应部分R3时，在第三反应部分R3，宜使用柴油收率高的缓和加氢裂化催化剂。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧在第三高压分离部分S3分离第三反应流出物E3得到由E3中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分组成的第三高压富氢气体Vl和由E3中的大部分常规液体烃组分组成的第三生成油L3，至少一部分第三生成油L3最终进入分馏部分FRAC。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第一冷高压分离部分Si，E3中的大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分进入第一高压富氢气体Vl中，El中的大部分常规液体烃组分进入第一生成油Ll中，第三反应部分R3存在的氢气组分来源于新氢ra。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3进入第二反应部分R2与第二反应部分加氢催化剂接触。本发明第三反应流出物E3的一种分离方式是⑧第三反应流出物E3与第一烃类原料Fl混合后进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触，第一反应部分Rl不使用加氢反应进料加热炉。本发明第三反应部分R3的操作条件通常为温度为250 480°C，压力为3. 5 观.OMPa;加氢催化剂体积空速为0.05 15hr-\氢气/原料油体积比为400 1 4000 1，原料油重量单程转化率30 70%。本发明第三反应部分R3的操作条件一般为⑧第三反应部分R3的操作条件为 温度为300 420°C，压力为3. 5 13. 5MPa ；加氢催化剂为高柴油收率缓和加氢裂化催化剂，加氢催化剂体积空速为0.2 Uhr—1、氢气/原料油体积比为600 1 1500 1，原料油重量单程转化率35 55%。本发明第三反应部分R3的操作压力与第一反应部分Rl的操作压力可以基本一致，第三反应流出物E3进入Rl中接触。本发明第三反应部分R3的操作压力与第二反应部分R2的操作压力可以基本一致，第三反应流出物E3进入R2中接触。本发明集成工艺的主要优点在于①生去了第二加氢生成油的分馏部分，从而显著节省投资；②第一反应部分利用第二反应部分的新氢满足第一反应过程循环氢数量(或者说氢油体积比)要求，大幅度减少了第一反应部分存在的专用循环氢量，因此，本发明的效果之一是理想情况下取消第一循环氢压缩机系统，从而显著节省投资；③第一反应部分和第二反应部分的新氢实现了联合压缩升压，因此本发明的效果之二是，实现了压缩机的大型化、减少了新氢压缩机台数，从而显著节省了投资同时降低能耗；④由于第一反应部分产生的大部分杂质气体硫化氢、氨可以直接进入第二反应部分，通常条件下，第一反应流出物分离过程可以不注水，可以大幅度减缓第一冷高压分离部分腐蚀、简化系统；⑤对于第一反应部分反应温度低的场合，第一烃类原料Fl与高温位的第二反应流出物E2换热回收热能升温后(可能同时与高温第三反应流出物E3混合)进入第一反应部分Rl，第一反应部分Rl不设置加氢进料加热炉；⑥第一反应部分氢气纯度高，可以有效降低操作总压，降低工程投资。⑦由于第二冷高压分离部分压力高于第一冷高压分离部分压力，简单的流程即实现第二生成油中溶解氢的回收最终进入第一冷高压分离部分利用第一冷高分油溶解能力除去部分烃类，然后氢气组分随第一高压富氢气体Vl进入第二反应部分R2，不需要设置专用压缩机。实施例一装置年开工时按8000小时/年计算。第二加氢反应过程，其烃类原料F2为沸程为165 375°C中温煤焦油馏分油，F2 含硫量0. 45%重量、氮含量0. 57%重量，F2流率30t/h，该加氢过程原料烃单位氢耗量(包括溶解氢)为 4. 65% (15510Nm3/h)。第一级加氢改质过程加氢反应条件为温度为320 400°C、压力为16. 0 18. OMPa的高压条件，首台反应器入口氢气量61870Nm3/h (氢油体积比为2000)，第一级加氢改质过程使用加氢脱金属、脱氧、烯烃饱和、脱硫、脱氮、芳烃饱和等催化剂床层。F2加氢转化过程采用二级加工流程，第一级为加氢改质过程、第二级为低氮条件下的补充加氢改质过程，使用。本发明第一反应部分加工的第一烃类原料Fl是第二冷高分油LL2，柴油馏分性质为沸程高于170°C、硫含量4PRii(重量)、氮含量IOPRii(重量)、芳烃含量约43% (重量)、 十六烷值27、流率约25. 5t/h(20°C体积流率约为^m3/h)，Fl加氢改质反应在一台使用2个具有良好芳烃饱和及较高开环选择性的加氢改质催化剂(MCI催化剂或RICH催化剂或功能相当的催化剂)床层的反应器内进行芳烃饱和等反应，第一反应部分反应气体硫化氢体积浓度控制为lOOOPRii ；生产的加氢改质柴油的硫含量低于2PRii、氮含量低于3PRii，十六烷值约32。第一加氢反应条件为温度为320 370°C、压力为6. 4 8. OMPa的中压条件，该加氢精制过程原料烃单位氢耗量(包括溶解氢)为1.25% (4169Nm3/h，反应器入口氢油体积比为450，反应器入口氢气体积绝对数量为12600Nm3/h，第二催化剂床层入口冷氢数量少于 1510Nm3/h，二者相力卩，即第一加氢反应过程用氢气数量少于14110Nm3/h。按本发明，将两个过程组合一起，第一反应过程和第二反应过程新氢物流ra增压至8. 5MPa后全部进入第一反应部分，第一冷高压富氢气体混合后经压缩机增压至18. 5MPa 进入第二反应过程。
其各步骤的主要操作条件见下表
第一反应部分Rl 压力MPa
々曰_ 7血/又^
入口氢油体积比入口氢气中硫化氢体积浓度％
第一冷高压分离部分Si: 温度°c 压力MPa
第一冷高分气氢气体积浓度％ 第二反应部分R2 压力MPa 入口 /出口温度。C 第二冷高压分离部分幻 温度。C 压力MPa
第一冷高分气氢气体积浓度％
范围
6. 4 10· 0
300 400
较佳值
7. 0 8· 0
320 370
400:1 500:1 450:1
0. 08 0. 12%
% O
1—ι 0
40 60
5. 8 9. 4
大于85%
15. 0 20. 0
280 440
45 52
6. 4 7. 4
大于90%
16. 0 18. 0
320 400
40 60
14. 0 19. 0
大于80%
45 52
15. 0 17. 0
大于85%
第一冷低压分离部分S3 温度/压力。C/MPa 40 65/1.0 4 50 / 1.2很明显，与常规的分建两套彼此独立的装置相比，实施例实现了本发明效果，主要表现在①省去了第一转化部分的专用循环氢循环压缩系统，有关的高压设备(两台循环氢压缩机、循环氢压缩机分离罐)、机组、管道、仪表等设备器材及相关工程被节省，节省投资约450 500万元；②两个反应过程的新氢压缩过程部分合并，很自然，有关的高压机组、管道、仪表等设备器材及相关工程被节省；
③取消了第一反应流出物El的注冲洗水过程，节省工程投资70多万元；④省去了第一生成油分离部分；⑤第一原料烃Fl进入第一反应部分不需设置高压泵；⑥第一原料烃Fl与第二生成油E2直接换热回收其热能。实施例二基于实施例一，第二加氢反应流出物E2的分离部分采用热高压分离流程，第二热高分器温度为260°C，第二热高分油HL2和第二冷高分油LL2进入第一反应部分第一反应器进行联合改质。实施例三基于实施例二，第二烃类原料F2为沸程为165 505°C中温煤焦油馏分油，F2加氢转化过程采用三级加氢转化流程，第一级(第二加氢反应部分似)为加氢改质过程、第二级(第一加氢反应部分Rl)为加氢补充精制过程、第三级(第三加氢反应部分R3)为分馏部分FRAC得到的蜡油的缓和加氢裂化过程，第三加氢生成油E3进入第一加氢反应部分Rl。 第三加氢反应部分R3操作压力高于第一加氢反应部分Rl操作压力0. 3MPa。实施例四基于实施例二，第二烃类原料F2为沸程为165 505°C中温煤焦油馏分油，F2加氢转化过程采用三级加氢转化流程，第一级(第二加氢反应部分似)为加氢改质过程、第二级(第一加氢反应部分Rl)为加氢补充精制过程、第三级(第三加氢反应部分R3)为分馏部分FRAC得到的蜡油的缓和加氢裂化过程，第三加氢生成油E3进入第二加氢反应部分R2。 第三加氢反应部分R3操作压力高于第一加氢反应部分Rl操作压力0. 3MPa。上述实施例表明的发明效果，同样存在于其它任何合适的烃加氢转化过程的组合中。
权利要求
1.一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法，其特征在于包含以下步骤①在第一加氢转化部分，新氢FH和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl 完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Ll ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2 ；第二反应流出物E2在第二高压分离部分S2分离为第二高压富氢气体V2和第二加氢生成油L2 ；④至少一部分所述第二高压富氢气体V2返回步骤③所述的第二反应部分R2；⑤至少一部分第二加氢生成油L2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于①在第一加氢转化部分，新氢FH和来自步骤⑤的第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl 完成第一加氢转化过程生成一个含有氢气、烃类等组分的第一反应流出物E1，第一加氢转化部分的操作条件为温度为100 480°C、压力为0. 5 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为 0. 05 lShr—1、氢气/原料油体积比为50 1 5000 1 ；第一反应流出物El在第一高压分离部分Sl分离为第一高压富氢气体Vl和第一加氢生成油Li，第一高压分离部分Sl的操作条件为温度为30 70°C、压力为0. 5 观· OMPa ；②将至少一部分所述第一高压富氢气体Vl导入步骤③所述的第二反应部分R2；③在第二加氢转化部分，高氮高芳烃油第二烃类原料F2在氢气存在条件下在第二反应部分R2经加氢改质反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2，第二加氢转化部分的操作条件为温度为200 480°C、压力为6. 0 28. OMPa、加氢催化剂体积空速为0.05 lShr—1、氢气/原料油体积比为800 1 5000 1 ；第二高压分离部分S2采用冷高分流程，在第二冷高压分离部分LS2，第二反应流出物E2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水，第二冷高压分离部分LS2的操作条件为温度为30 70°C、压力为 6. 0 28. OMPa ；④至少一部分所述第二冷高分气V2返回步骤③所述的第二反应部分R2；⑤至少一部分第二加氢生成油LL2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油L2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水 W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二热高分油HL2用作步骤①所述第一烃类原料Fl。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于③第二反应流出物分离部分采用热高分流程，在第二热高压分离部分HS2，第二反应流出物E2分离为第二热高分气HV2和第二热高分油HL2，在第二冷高压分离部分LS2，第二热高分气HV2分离为第二冷高分气V2、第二冷高分油LL2和第二冷高分水为W2，第二冷高分水W2中的水组分来源于第二反应过程的生成水和或第二洗涤水；④至少一部分第二冷高分油LL2用作进入步骤①的第一路第一烃类原料F11，至少一部分第二热高分油HL2用作进入步骤①的第二路第一烃类原料F12。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征进一步在于①在第一加氢转化部分，第一路第一烃类原料Fll和第二路第一烃类原料F12混合为第一烃类原料Fl进入第一反应部分Rl与催化剂接触；
7.根据权利要求5所述的方法，其特征进一步在于①在第一加氢反应部分Rl，第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E，RF12E和第一路第一烃类原料Fll进入催化剂床层RFll转化为反应流出物 RFllE0
8.根据权利要求5所述的方法，其特征进一步在于①在第一加氢反应部分Rl，第一路第一烃类原料Fl 1进入催化剂床层RFl 1转化为反应流出物RF11E，RFllE和第二路第一烃类原料F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物 RF12E ；
9.根据权利要求5所述的方法，其特征进一步在于①在第一加氢反应部分Rl，新氢分为两路，第一路新氢和Fll进入催化剂床层RFll转化为反应流出物RF11E，第二路新氢和F12进入催化剂床层RF12转化为反应流出物RF12E。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于①未进入第一加氢反应部分Rl的第二加氢生成油，进入第一高压分离部分Si。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征进一步在于①未进入第一加氢反应部分Rl的第二加氢生成油，进入第一加氢生成油分馏部分 FRAC。
12.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征进一步在于第一烃类原料Fl与第二反应流出物E2经换热器HE换热升温后进入第一反应部分Rl。
13.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征进一步在于④第二烃类原料F2为煤焦油基烃，第二加氢生成油L2进入第一反应部分的过程不使用增压泵。
14.根据权利要求13所述的集成工艺，其特征进一步在于④第二冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度高于75%。
15.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于④第二冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度高于80%。
16.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于第二反应部分R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力高至少3. OMPa0
17.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于第二反应部分R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力高至少5. OMPa0
18.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于 第一加氢转化部分不设置专用循环氢压缩机。
19.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于第一加氢转化部分不设置专用循环氢压缩机，第一加氢转化部分不设置反应进料(氢气和或原料油)加热炉。
20.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于25%，第一反应部分Rl的催化剂为具有良好芳烃饱和及较高开环选择性的加氢改质催化剂； ③第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于25%。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征进一步在于 ①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于15% ； ③第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于15%。
22.根据权利要求20所述的方法，其特征进一步在于 ①第一烃类原料Fl中蜡油馏分的重量含量小于5% ； ③第二烃类原料F2中蜡油馏分的重量含量小于5%。
23.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分R1，原料油串联通过使用蜡油加氢裂化催化剂的前置床层和使用柴油加氢改质催化剂的后置床层，原料油单程重量转化率介于35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于75% ；第二高压分离部分S2采用热高分流程，操作温度为200 350°C，第二热高分油HL2用作第一烃类原料Fl。
24.根据权利要求23所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于；35 55% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于85%。
25.根据权利要求23所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl为具有高柴油收率的缓和加氢裂化过程，原料油单程重量转化率介于40 65% ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中常规沸点高于355°C的组分重量含量大于95%。
26.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于①在第一反应部分R1，第二路第一烃类原料F12在反应区RF12与催化剂RF12C接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RF12E ；RF12E和第一路第一烃类原料Fll在反应区 RFll与催化剂RFllC接触完成加氢改质反应转化为反应流出物RFllE ；RFllE用作第一反应流出物El ；③高氮高芳烃油第二烃类原料F2中蜡油潜馏分的重量含量介于25 75%。
27.根据权利要求沈所述的方法，其特征进一步在于①RF12E进入一段器间热高压分离器IM分离为一段器间热高分油IML和一段器间热高分气1MV，至少一部分IMV进入反应区RFll与催化剂RFllC接触。
28.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 20. OMPa、操作温度为180 420°C、氢气/原料油体积比为300 1 1000 1;第一冷高压分离部分Sl的操作温度在100°C以下；不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为3. 5 28. OMPa、操作温度为250 480°C;第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。
29.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl的操作压力为3. 5 13. 5MPa、操作温度为180 420°C、氢气/原料油体积比为300 1 700 1 ；第一冷高压分离部分Sl操作温度为30 65°C;不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二反应部分R2的操作压力为13. 5 25. OMPa、操作温度为270 440°C ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为30 65°C。
30.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征进一步在于①第一原料烃Fl主要由常规沸程为170 370°C柴油组分组成，第一反应部分Rl的操作条件为温度为250°C 480°C，压力为3. 5 20. OMPa，加氢催化剂体积空速为0. 05 15hr-\氢气/原料油体积比为400 1 800 1 ；第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl 的单位重量氢耗量小于2%;第一冷高压分离部分Sl的操作温度在100°C以下；不设置第一反应部分专用循环氢压缩机；③第二原料烃F2为煤焦油基馏分油，第二反应部分R2的操作条件为温度为250 480°C，压力为8. 0 25. OMPa ；加氢催化剂体积空速为0. 05 lShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ；第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于3%; 第二反应部分R2的操作压力比第一反应部分Rl的操作压力高至少3. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。
31.根据权利要求30所述的方法，其特征进一步在于①第一烃类原料Fl在第一反应部分R2的单位重量氢耗量小于1. 3% ；第一冷高压分离部分Sl的操作温度为35 60°C ；③第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于4.0% ；第二反应部分 R2的操作压力较第一反应部分Rl的操作压力高至少5. OMPa ；第二冷高压分离部分S2的操作温度为；35 60°C。
32.根据权利要求13所述的方法，其特征进一步在于⑥在分馏部分FRAC，分离第一生成油Ll得到主要由蜡油组分组成的馏分VS；⑦将至少一部分VS用作第三烃类原料F3进入第三反应部分R3，⑧在第三反应部分R3，第三烃类原料F3在氢气存在条件下经加氢裂化反应生成一个含有氢气、烃类等组分的第三反应流出物E3。
33.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧在第三反应部分R3，使用柴油收率高的缓和加氢裂化催化剂。
34.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧在第三加氢转化部分，分离E3得到由E3中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分组成的第三高压富氢气体Vl和由E3中的大部分常规液体烃组分组成的第三生成油L3，至少一部分第三生成油L3最终进入分馏部分FRAC。
35.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应流出物E3进入第一冷高压分离部分S1，E3中的大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分进入第一高压富氢气体Vl中，El中的大部分常规液体烃组分进入第一生成油Ll中，第三反应部分R3存在的氢气组分来源于新氢ra。
36.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应流出物E3进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触。
37.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应流出物E3进入第二反应部分R2与第二反应部分加氢催化剂接触。
38.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应流出物E3与第一烃类原料Fl混合后进入第一反应部分Rl与第一反应部分加氢催化剂接触，第一反应部分Rl不使用加氢反应进料加热炉。
39.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应部分R3的操作条件为温度为250 480°C，压力为3. 5 28. OMPa ；加氢催化剂体积空速为0.05 lShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1，原料油重量单程转化率30 70%。
40.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应部分R3的操作条件为温度为300 420°C，压力为3. 5 13. 5MPa ；加氢催化剂为高柴油收率缓和加氢裂化催化剂，加氢催化剂体积空速为0. 2 1.证！·—1、氢气/原料油体积比为600 1 1500 1，原料油重量单程转化率35 55%。
41.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应部分R3的操作压力与第一反应部分Rl的操作压力基本一致，第三反应流出物E3进入Rl中接触。
42.根据权利要求32所述的方法，其特征进一步在于⑧第三反应部分R3的操作压力与第二反应部分R2的操作压力基本一致，第三反应流出物E3进入R2中接触。
全文摘要
一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法，适合于煤焦油加氢转化过程，新氢FH和第二加氢生成油在第一反应部分R1完成第一加氢转化过程得到第一高压富氢气体V1和第一加氢生成油L1；至少一部分V1进入煤焦油原料的第二反应部分R2，第二反应流出物E2在第二高压分离部分S2分离为第二高压富氢气体V2和第二加氢生成油L2。进一步地在分馏部分FRAC分离第一加氢生成油L1得到蜡油VS，VS的第三加氢生成油进入R1或R2。本发明具有节省高压操作步骤(压缩机、加热炉等)，可形成一级高压加氢改质与二级中压加氢改质的两级组合工艺，特别适合于中低温煤焦油的二级或多级加氢转化生产优质轻质油品(柴油、石脑油)的过程。
文档编号C10G67/00GK102161911SQ20111006369
公开日2011年8月24日 申请日期2011年3月10日 优先权日2011年3月10日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂