一种馏分油加氢组合方法及馏分油加氢组合设备的制作方法
【专利摘要】本发明公开了一种馏分油加氢组合方法和馏分油加氢组合设备。将馏分油原料按硫含量分为高硫馏分油原料和低硫馏分油原料，高硫含量馏分油原料采用传统气相循环加氢技术进行处理，传统气相循环加氢技术处理后的物料经冷却后进入高压分离器，分离出的气相进入循环氢系统循环使用，分离出的液相进入两相加氢装置；两相加氢装置取消循环油系统，低硫馏分油原料经过溶氢后，与步骤a)高压分离器排出的液相物料混合进入两相加氢反应器，从两相加氢反应器反应流出物回收加氢后馏分油产品。本发明将传统加氢工艺和两相加氢工艺有机结合起来，根据各自的特点，加工不同原料，获得了综合加工效果。
【专利说明】一种馏分油加氢组合方法及馏分油加氢组合设备
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种馏分油加氢组合方法，特别是不同质量馏分油原料的加氢组合方法，以及一种可实现该组合方法的馏分油加氢组合设备。
【背景技术】
[0002]随着人们环保意识的不断增强，环保法律法规对发动机尾气排放要求更加严格，各种燃油标准对S、N的含量要求也更加苛刻。同时由于原油开采量的不断增加和常规原油储量的不断减少，原油劣质化趋势越来越严重，原油直接蒸馏得到的中间馏分油及焦化、催化裂化等二次加工得到的中间馏分的S、N含量也相应增加，如何将硫、氮等杂质含量较高的中间馏分加工成满足环保要求的产品是各炼厂所面临的重要问题。
[0003]加氢过程是脱除中间馏分杂质的最经济有效的方案。现有的大部分加氢装置都采用较高的氢油比和氢分压，以保证催化剂运转寿命，促进加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和及裂化等反应。然而压力较高的氢气循环系统需要高的投资费用和操作成本，间接地增加了油品的生产成本。这种传统的加氢技术在反应过程中为气(主要为氢气)、液(原料油)、固(催化齐?)三相反应，反应器形式一般包括滴流床、沸腾床、膨胀床、逆流床等，其主要特点是氢气量远远超过反应所需用量，大量未反应氢气循环使用。本发明中将上述技术统称为气相循环加氢技术。
[0004]随着技术人员对加氢技术的不断深入理解，一种两相加氢技术被开发出来。在原料和稀释油中溶解过饱和氢气，直接进入反应器进行加氢反应，取消循环氢系统，降低成本。由于取消了循环氢系统，所以该工艺对原料的适应性具有一定的局限性。该技术在反应过程中主要为两相，即液相(原料油及稀释油)和固相(催化剂)，本发明中称该工艺为两相加氢技术。
`[0005]US6881326介绍了一种两相加氢预处理技术。其工艺过程为使新鲜原料油、循环油和氢气经过一个混氢装置将氢气溶解在油中，溶解氢气的油进入较小的反应器与催化剂接触进行加氢反应，脱出油中的杂质。反应后物流的一部分循环至混氢装置，另一部分作为产品从装置排出。此方法采用原料和循环油进入反应器前将所需氢气预先溶解在油中，可以省略循环氢系统。该方法处理二次加工中间馏分油时，杂质脱出率很难达标。现有的两相加氢技术中，均将自身反应产物部分循环作为循环油，其主要不足在于需要设置高温高压的循环油系统，设备投资和运行成本较高，并且溶解在油相中的硫化氢难以有效脱除，在反应系统中循环积累，对加氢反应造成较严重的抑制作用。虽然可以采用如汽提等方法脱除，但由于处于高温高压系统，同样会增加设备投资和操作费用。
【发明内容】
[0006]针对现有技术的不足，本发明提供一种馏分油加氢组合方法和馏分油加氢组合设备。较难脱除杂质的馏分油采用传统的气相循环加氢技术加工，生成油从高压分离器流出后直接与已经溶解氢气的两相加氢原料混合，进入两相加氢反应器进行反应。本发明将传统气相循环加氢技术和两相加氢工艺有机结合起来，根据各自的优点，加工不同原料。
[0007]本发明一种馏分油加氢组合方法包括以下内容:
[0008]a)将馏分油原料按硫含量分为高硫馏分油原料和低硫馏分油原料，高硫馏分油原料采用气相循环加氢技术进行处理，气相循环加氢技术处理后的物料进入高压分离器，分离得到气相物料和液相物料；所述高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的硫含量按1000~12000 μ g/g内任意值划分，所述气相循环加氢技术处理后的物料的硫含量低于100 μ g/g ；
[0009]b)将步骤a)高压分离器分离得到的液相物料与溶氢后的低硫馏分油原料送入两相加氢单元中的两相加氢反应器进行两相加氢处理，得到加氢后馏分油产品，其中，所述两相加氢处理取消使用循环油。
[0010]所述两相加氢单元指实现两相加氢处理的一系列装置，本领域常规的两相加氢单元包括原料溶氢装置、两相加氢反应器、循环油系统和加热炉等。而本发明中所述两相加氢单元取消了循环油系统。[0011]优选地，为满足不同等级清洁燃料标准的要求，所述气相循环加氢技术处理后的物料的硫含量低于60 μ g/g,优选低于50 μ g/g,进一步优选低于15 μ g/g,最优选低于10 μ g/g。
[0012]由于划分高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的目的是将其分别处理，因此，本领域技术人员可以根据气相循环加氢技术和两相加氢技术的要求和处理效果等因素来确定合适的划分值。步骤a)所述的高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的硫含量优选按2000~8500 μ g/g内任意值划分，高于划分值的为高硫馏分油原料，低于划分值的为低硫馏分油原料。
[0013]本发明中，所述高硫馏分油原料通常来自于二次加工馏分油，如焦化馏分油、催化裂化馏分油和煤液化馏分油中的一种或几种；低硫馏分油原料通常为原油蒸馏得到的直馏馏分油等，也可混合少量二次加工馏分油。高硫馏分油原料和低硫馏分油原料一般为煤油馏分、柴油馏分和减压馏分油馏分中的一种或几种，馏程范围优选为130~450°C范围内，进一步优选为150~380°C范围内，最优选为200~380°C范围内。
[0014]步骤a)所述气相循环加氢技术的操作条件可以包括:反应温度100~400°C，优选260~380°C;反应压力2.5~10.0MPa，优选4.0~8.0MPa ;氢油体积比50:1 ~ 1000:1,优选300:1~800:1 ;体积空速0.6~5.0h-1，优选1.0~2.5h-1。其中，从高压分离器分离出的气相物料中的氢气返回气相加氢反应器中循环利用。气相循环加氢技术可以米用适宜的反应器形式，如滴流床反应器，沸腾床反应器，膨胀床反应器，逆流床反应器等。
[0015]步骤b)所述两相加氢反应器可以采用上进料下出料的操作方式，也可以采用下进料上出料的操作方式。步骤b)所述两相加氢反应器的操作条件可以包括:反应温度100~400°C，优选260~380°C ;反应压力1.5~8.0MPa，优选2.0~6.0MPa ;体积空速0.6~5.0tT1，优选1.0~2.5h-1 ;所述高压分离器分离出的液相物料与低硫馏分油原料的体积混合比可以为0.5:1~4.0:1，优选为1.0:1~3.0:1。
[0016]上述步骤所使用的催化剂可以为本领域常规的加氢处理催化剂，其中催化剂的活性金属组分可以为镍、钴、钥和钨中的一种或几种，催化剂在使用前优选进行硫化处理，以将活性金属组分转化为硫化态。催化剂组成以重量百分比计可以包括:镍或钴为0.5%~10% (按其氧化物来计算)，钥或钨为1%~25% (按其氧化物来计算)，载体可以为氧化铝，氧化硅，氧化铝-氧化硅和氧化钛中的一种或几种。催化剂为挤出物或球形。催化剂的堆密度可以为0.5~1.1g/cm3，催化剂颗粒直径(球形直径或条形直径)可以为0.04~4.0mm,比表面积可以为80~350m2/g。
[0017]根据本发明，优选地，气相循环加氢技术处理后的物料经换热后进入高压分离器。换热的方法例如为使至少部分气相循环加氢技术处理后的物料与高硫馏分油原料换热。进一步优选地，在换热之前对气相循环加氢技术处理后的物料进行加热，并使换热后的高硫馏分油原料达到气相循环加氢技术所需的温度。更进一步优选地，两相加氢单元不设置加热炉，低硫馏分油原料先与所述加氢后馏分油产品换热，然后与高压分离器流出的液相物料直接混合，并使混合物达到两相加氢反应器入口所需温度。为了达到这一目的，高压分离器的操作温度要高于两相加氢反应器入口温度，优选地，高压分离器的操作温度比两相加氢反应器入口温度高5°C~150°C ;进一步优选高10~80°C，从而既保证两相加氢工艺的加氢效果，又避免所述加热装置加热过高浪费能源。本领域技术人员可以根据需要选择合适的对气相循环加氢技术处理后的物料进行加热的提升温度，优选地，通过加热将气相循环加氢技术处理后的物料提温5~120°C，更优选为15~80°C。
[0018]两相加氢工艺取消了循环氢系统，溶解了氢气的原料与加氢催化剂接触进行加氢反应，所以氢气在原料中的溶解量直接关系到加氢反应的深度。氢气在烃类物质中的溶解度随着压力的升高而升高，本发明优选气相循环加氢技术循环氢系统压力比两相加氢装置的反应压力高，这样相对于两相加氢装置的反应压力，高压分离器中的液相物料为氢气过饱和状态，可以为两相加氢提供更多的反应用氢气，提高原料的杂质脱除率。优选地，气相循环加氢技术的反应压力比两相加氢反应器的反应压力高I~4MPa。
[0019]根据本发明，步骤b)中，高压分离器分离出的液相物料在进行两相加氢处理之前可选地进行溶氢步骤。如上所述，经过气相加氢处理后的物料已基本达到饱和氢状态，无需溶氢即可直接进入两相加氢反应器中，如图1所示。也可以对高压反应器分离出的液相物料进行溶氢，进一步优选地，该溶氢步骤与低硫馏分油原料的溶氢步骤在同一装置中进行，如图2所示。`
[0020]本发明提供一种馏分油加氢组合装置，如图1所示，其特征在于，该设备包括依次连接的气相循环加氢反应器1、高压分离器2和两相加氢单元，其中，所述两相加氢单元包括依次连接的两相加氢原料溶氢装置3和两相加氢反应器4,所述两相加氢原料溶氢装置3带有独立进料口，气相循环加氢反应器I和两相加氢反应器4分别与独立的新鲜原料油进料装置连通，高压分离器2的液相出口管线与两相加氢单元连通，所述两相加氢单元取消循环油系统。为满足气相循环加氢的目的，高压分离器的上端还设置有返回气相循环加氢反应器I的管线，用于氢气的循环。其中，气相循环加氢反应器I与高硫馏分油原料的进料装置连通，两相加氢反应器4与低硫馏分油原料的进料装置连通。本发明中，所述连通既包括直接连通，也包括间接连通。
[0021]优选地，如图2所示，气相循环加氢反应器I和高压分离器2之间设置有第一换热器11，用于气相循环加氢反应器I的进料和出料之间的换热。
[0022]优选地，如图2所示，所述气相循环加氢反应器I还通过另一管线与高压分离器2直接连通。从而使气相循环加氢反应器I流出的物料可以分流进入换热器11。这样可以调节用于换热的物料的量，从而灵活控制与气相循环加氢反应器I原料的换热程度。[0023]优选地，如图2所示，所述气相循环加氢反应器I和第一换热器11之间设置有加热装置10。设置加热装置10可以提高气相循环加氢反应器I出料的温度，一方面可以在后续的换热过程中使进入气相循环加氢反应器I的原料达到气相循环加氢工艺的要求，另一方面，在后续与两相加氢原料混合时可以使得混合物的温度达到两相加氢工艺的要求。这样，仅设置一个加热装置就可以满足两步加氢处理的热量需求，从而减低了设备成本。
[0024]根据本发明，所述两相加氢原料溶氢装置3的作用是对进料到两相加氢反应器的物料进行溶氢，其可单独设置，如图1所示，也可以如图2所示设置在高压分离器2和两相加氢反应器4之间。与前述类似地，当高压分离器2分离出的液相物料无需溶氢时，所述两相加氢原料溶氢装置3优选单独设置，当高压分离器2分离出的液相物料需要溶氢时，所述两相加氢原料溶氢装置3优选设置在高压分离器2和两相加氢反应器4之间。
[0025]优选地，如图2所示，两相加氢单元还设置有第二换热器12，用于两相加氢单元的进料与出料之间的换热，从而进一步降低能耗。
[0026]本发明的一个优点在于两相加氢处理工艺取消了循环油步骤，这是由于硫含量较低的气相循环加氢处理后的液相物料可以替代循环油进入后续两相加氢处理步骤，起到提高携氢量的作用，同时，本发明的方法还克服了使用循环油带来的硫杂质积累的缺陷，以及提高了整套工艺和设备的效率。
[0027]此外，本发明的加氢组合方法和设备还具有以下优点:
[0028]1、将传统气相循环加氢技术与两相加氢工艺有机结合起来，根据各自的优点，加工不同原料。传统气相循环加氢技术装置省去了低压分离器，两相加氢装置省去了高温高压热油循环系统，减小了溶氢装置的规模，两套装置可以共用一套分馏系统，节省投资和操作费用。
[0029]2、充分利用了高压分离器分离出的液相物料中的溶解氢，经过两相加氢反应后，液相物料中溶解的氢气基本反应消耗干净，从反应产物低压分离器中排出的废氢量大大降低，降低了整套组合工艺的氢气消耗，减小了后处理装置的规模，降低了操作成本。
[0030]3、气相循环加氢处理的循环氢压力比两相加氢处理的反应压力更高能够使高压分离器分离出的液相物料处于氢气过饱和状态，从而为两相加氢处理提供更多的反应用氢气，提闻原料的杂质脱除率。
[0031]4、高压分离器中，由于存在大量氢气，可以将液相中的硫化氢大部分携带排出，对两相加氢反应器的催化剂影响较小。而采用具有液相循环系统的两相加氢技术中，循环油中的硫化氢难以有效脱除，对深度加氢脱硫影响明显。即使可以设置循环油脱硫化氢装置，但由于没有经济适用的技术，设备投资和操作费用均较高昂。
[0032]5、作为本发明一种优选实施方式，两套加氢反应器只需设置一个加热装置，因此，设备投资低；加热装置使高温物料升温，有利于高温位能量的利用效率；高压分离器操作温度高，可以尽可能地将气相循环加氢反应产物中的硫化氢、氨、轻烃等排出，不影响两相加氢反应过程(高硫馏分油通常含有更多的杂质，以及较多更轻的馏分)；低硫馏分油原料通过与高温的液相物料直接混 合，达到反应所需温度，直接混合的方式设备最简单，热量利用率最高。
[0033]6、通过将原料按照含硫量不同而区别对待，克服了现有技术对全部原料使用气相加氢或两相加氢，或依次使用气相加氢和两相加氢的弊端，使得本发明的工艺方法和设备的原料适应性更广。
【专利附图】
【附图说明】
[0034]图1为本发明一种馏分油加氢组合方法的流程图和组合设备的示意图。
[0035]图2为本发明另一种馏分油加氢组合方法的流程图和组合设备的示意图。
[0036]附图标记
[0037]I气相循环加氢反应器2高压分离器3两相加氢原料溶氢装置
[0038]4两相加氢反应器10加热装置11第一换热器12第二换热器
【具体实施方式】
[0039]为进一步阐述本发明的具体特征，将结合附图加以说明。
[0040]结合附图1，本发明一种馏分油加氢组合方法过程为:
[0041]高硫馏分油原料6和新鲜氢气5、循环氢混合后，进入气相循环加氢反应器1，加氢后物流经冷却后进入高压分离器2，分离出气相物料和液相物料，气相物料中的氢气循环回气相循环加氢反应器I的入口。低硫懼分油原料7在两相加氢原料溶氢装置3中溶解氢气后，与高压分离器2流出的液相物料混合，以下进料的方式进入两相加氢反应器4，与催化剂接触进行两相加氢反应，加氢后馏分油产品8由反应器顶部排出。
[0042]本发明一种优选实施方式如图2所示，高硫馏分油原料6和新鲜氢气5、循环氢混合后，通过换热器11与气相循环加氢反应器I处理后的物料换热，然后进入气相循环加氢反应器I进行加氢处理，处理后`的物料经过加热装置10加热，之后全部或分流经过换热器11，进入高压分离器2，分离得到液相物料和气相物料，气相物料中的氢气与新鲜氢气5和原料6混合并循环回气相循环加氢装置反应器I的入口。低硫懼分油原料7与加氢后懼分油产品8在第二换热器12中换热后，进入两相加氢原料溶氢装置3中溶解氢气并在其中与高压分离器2分离出的液相物料混合，以下进料的方式进入两相加氢反应器4，与催化剂接触进行两相加氢反应，加氢后馏分油产品8由反应器顶部排出。
[0043]为进一步说明本发明的方案和效果，列举以下实施例:
[0044]实施例1
[0045]本实施例为馏分油加氢组合方法和设备的一种实施方案，操作流程示意图参照附图1。
[0046]高硫馏分油原料6和新鲜氢气5、循环氢混合后，进入气相循环加氢反应器1，加氢后物流经冷却后进入高压分离器2，分离出气相物料和液相物料，气相物料中的氢气循环回气相循环加氢反应器I的入口。低硫懼分油原料7在两相加氢原料溶氢装置3中溶解氢气后，与高压分离器2分离出的液相物料混合，以下进料的方式进入两相加氢反应器4，与催化剂接触进行两相加氢反应，加氢后馏分油产品8由反应器顶部排出。
[0047]试验使用原料性质见表1，高硫馏分油原料6和低硫馏分油原料7的处理体积比为2:1。气相循环加氢反应器I和两相加氢反应器4采用相同的催化剂，催化剂性质见表2(使用前进行硫化处理)，气相循环加氢反应器I和两相加氢反应器4中催化剂用量的体积比为2:1。气相循环加氢反应器1、两相加氢反应器4的反应条件、加氢后馏分油产品8的性质见表3。[0048]比较例I
[0049]将低硫馏分油原料7进行两相加氢处理，原料的性质、两相加氢处理条件和反应设备均与实施例1中的两相加氢处理工艺相同，不同的是，增设循环油系统，采用自身反应产物循环的操作方式。加氢后馏分油产品8的性质见表3。
[0050]比较例2
[0051]在实施例1的设备中进行馏分油组合加氢，不同的是，高硫馏分油原料6和低硫馏分油原料7按体积比2:1混合进料，混合原料总用量与实施例1相同，混合原料先进行气相循环加氢处理，气相循环加氢处理得到的液相产物进行两相加氢处理。加氢工艺的条件，加氢后馏分油产品8的性质见表3。
[0052]比较例3
[0053]根据比较例2的设备和工艺条件进行馏分油组合加氢，不同的是，增设循环油系统，采用自身反应产物循环的操作方式。加氢工艺的条件，加氢后馏分油产品8的性质见表3。
[0054]比较例4
[0055]根据比较例3的设备和工艺条件进行馏分油组合加氢，不同的是，在循环油系统中增加脱硫化氢装置，使循环油中的硫化氢浓度降至约100 μ g/g。加氢工艺的条件，加氢后馏分油产品8的性质见表4。
[0056]比较例5
[0057]根据实施例1的设备和工艺条件进行馏分油组合加氢，不同的是，降低反应苛刻度，使气相循环加氢反应产物的硫含量为500 μ g/g左右,然后按实施例1的流程，将气相循环加氢反应产物的液相物料与两相加氢原料混合进行两相加氢反应。加氢工艺的条件，加氢后馏分油产品8的性质见表4。
[0058]表1原料油性质
[0059]
【权利要求】
1.一种馏分油加氢组合方法，其特征在于包括以下内容: a)将馏分油原料按硫含量分为高硫馏分油原料和低硫馏分油原料，高硫馏分油原料采用气相循环加氢技术进行处理，气相循环加氢技术处理后的物料进入高压分离器，分离得到气相物料和液相物料；所述高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的硫含量按1000~12000 μ g/g内任意值划分，所述气相循环加氢技术处理后的物料的硫含量低于100μ g/g ； b)将步骤a)高压分离器分离得到的液相物料与溶氢后的低硫馏分油原料送入两相加氢单元中的两相加氢反应器进行两相加氢处理，得到加氢后馏分油产品，其中，所述两相加氢处理取消使用循环油。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于:所述气相循环加氢技术处理后的物料的硫含量低于60 μ g/g,优选低于50 μ g/g,进一步优选低于15 μ g/g,最优选低于10 μ g/g。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于:气相循环加氢技术处理后的物料经换热后进入高压分离器。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于:所述换热的方法包括使至少部分气相循环加氢技术处理后的物料与高硫馏分油原料换热。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于:在换热之前对气相循环加氢技术处理后的物料进行加热，并使换热后的高硫馏分油原料达到气相循环加氢技术所需的温度。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于:两相加氢单元不设置加热炉，低硫馏分油原料先与所述加氢后馏分油产品换热，然后与高压分离器流出的液相物料直接混合，并使混合物达到两相加氢反应器 入口所需温度。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于:高压分离器的操作温度比两相加氢反应器入口温度高5°C~150°C ;优选高10~80°C。
8.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:所述高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的硫含量按2000~8500 μ g/g内任意值划分。
9.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:高硫馏分油原料来自于二次加工馏分油，包括焦化馏分油、催化裂化馏分油和煤液化馏分油中的一种或几种；低硫馏分油原料为原油蒸馏得到的直馏馏分油。
10.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:高硫馏分油原料和低硫馏分油原料为煤油馏分、柴油馏分、减压馏分油馏分中的一种或几种。
11.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:高硫馏分油原料和低硫馏分油原料的馏程范围在130~450°C范围内，优选在200~380°C范围内。
12.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:步骤a)所述气相循环加氢技术的反应温度为100~400°C，优选为260~380°C ;反应压力为2.5~10.0MPa，优选为4.0~8.0MPa ;氢油体积比为50:1~1000:1，优选为300:1~800:1 ;体积空速为0.6~5.0tT1，优选为 1.0 ~2.5h'
13.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:步骤a)所述气相循环加氢技术采用滴流床反应器、沸腾床反应器、膨胀床反应器或逆流床反应器。
14.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:步骤b)所述两相加氢反应器采用上进料下出料的操作方式，或者采用下进料上出料的操作方式；步骤b)所述两相加氢反应器的操作条件包括:反应温度100~400°C，优选260~380°C ;反应压力1.5~.8.0MPa，优选2.0~6.0MPa ;体积空速0.6~5.0tT1，优选1.0~2.5h-1 ;所述高压分离器分离出的液相物料与低硫馏分油原料的体积混合比为0.5:1~4.0:1，优选为1.0:1~.3.0:10
15.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:气相循环加氢技术的反应压力比两相加氢反应器的反应压力高I~4MPa。
16.根据前述任意一项权利要求所述的方法，其特征在于:步骤a)和步骤b)所使用的催化剂为加氢处理催化剂，催化剂的活性金属组分为镍、钴、钥和钨中的一种或几种，催化剂在使用前进行硫化处理，以将活性金属组分转化为硫化态。
17.一种馏分油加氢组合设备，其特征在于，该设备包括依次连接的气相循环加氢反应器(I)、高压分离器(2)和两相加氢单元，其中，所述两相加氢单元包括依次连接的两相加氢原料溶氢装置(3 )和两相加氢反应器(4 )，所述两相加氢原料溶氢装置(3 )带有独立进料口，气相循环加氢反应器(I)和两相加氢反应器(4)分别与独立的新鲜原料油进料装置连通，高压分离器(2)的液相出口管线与两相加氢单元连通，所述两相加氢单元取消循环油系统。
18.根据权利要求17所述的设备，其中，所述气相循环加氢反应器(I)和高压分离器(2)之间设置有第一换热器(11)，用于气相循环加氢反应器(I)的进料和出料之间的换热。
19.根据权利要求18所述的设备，其中，所述气相循环加氢反应器(I)还通过另一管线与高压分离器(2)直接连通。
20.根据权利要求18或19所述的设备，其中，所述气相循环加氢反应器(I)和第一换热器(11)之间设置有加热装置(10)。
21.根据权利要求20所述的设备，其中，所述两相加氢原料溶氢装置(3)设置在高压分离器(2)和两相加氢反应器(4)之间。
22.根据前述任意一项权利要求所述的设备，其中，所述两相加氢单元还设置有第二换热器(12)，用于两相加氢单元的进料与出料之间的换热。
【文档编号】C10G67/00GK103805249SQ201310527038
【公开日】2014年5月21日 申请日期:2013年10月30日 优先权日:2012年11月3日
【发明者】王喜彬, 郭蓉, 曾榕辉, 蒋立敬 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院