一种两段法高芳烃油加氢转化方法

专利名称：一种两段法高芳烃油加氢转化方法
技术领域：
本发明涉及一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原料烃的一段加氢生成油 高沸点馏分在二段串联通过第一加氢裂化反应区2R1和选择性加氢改质反应区2RU，降 低二次裂解反应，可以将一段加氢生成油低沸点馏分ILBO(柴油馏分和或石脑油馏分) 引入二段选择性加氢改质反应区2RU，同时进行ILBO改质；特别地讲，本发明涉及一 种以蒽油或高密度煤焦油为原料的两段法加氢生产优质柴油组分、石脑油组分的方法。
背景技术：
以煤焦油为第一原料烃，采用先加氢精制后加氢裂化的两段法生产优质柴油组 分的过程，通常一段加氢精制生成油中包含柴油组分和蜡油组分，一段加氢精制生成油 柴油组分因为芳烃含量高和环烷烃含量高导致十六烷值低、密度偏高，在使用选择性加 氢改质方法(在高柴油收率条件下提高十六烷值和或降低密度)同时完成蜡油组分加氢裂 化生产柴油的情况下，按照现有技术，存在如下工程技术问题①按照联合加工技术方案，一段加氢精制生成油中的柴油组分和蜡油组分的混 合物进入同一裂化反应区，必然使用同一种加氢裂化催化剂，不可能同时对柴油组分和 蜡油组分构成最佳操作条件，在完成一段加氢精制生成油蜡油组分加氢裂化生产柴油的 同时，必然造成一段加氢精制生成油柴油组分的过度裂化(因为催化剂裂解活性相对 高、反应温度相对高、催化剂空速相对低)，增加附加氢耗、降低柴油收率；特别是对 于一段加氢精制生成油中柴油组分收率高的情况(比如中低温焦油加氢精制生成油)，此 缺点更为显著；②按照分别独立加工技术方案，建设两套装置，工程投资巨大，特别是装置规 模较小时，此缺点更为显著。以高芳烃油如蒽油或高密度煤焦油(比如高密度中温煤焦油)或高沸点煤焦油馏 分(比如常规沸点高于280°C的中温煤焦油馏分)为第一原料烃，采用先加氢精制后加氢 裂化的两段法过程生产柴油组分的过程，通常一段加氢精制生成油中包含石脑油组分、 柴油组分和蜡油组分，由于第一原料烃一段加氢精制生成油密度高，为了保证一段加氢 精制反应流出物的一段冷高压分离部分的油、水分离效果，当一段加氢精制生成油密度 数值高的超过某一定数值(比如高于0.93)时通常考虑设置热高压分离部分，其目的是使 一段加氢精制反应流出物中的部分高沸点馏分(存在于一段热高分油IHL中)不通过一 段冷高压分离部分、即不进入一段冷高分油ILL中以降低一段冷高分油ILL的密度或芳 烃含量，此时，一段加氢精制反应流出物进入一段热高压分离部分分离为一段热高分油 IHL和一段热高分气1HV，一段热高分气IHV与一段洗涤水混合后进入一段冷高压分离 部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW。但是，当第一 原料烃的密度超过某一数值(比如高于1.05)时，即使是采用上述流程，有些一段冷高压 分离部分油、水分离效果仍不理想；另一方面，通常一段加氢精制生成油石脑油组分氮 含量高、硫含量高，为了降低氮含量高、硫含量，如无专用加氢装置需要借用二段加氢
11反应部分，此时经历非选择性精制(加氢裂化反应性脱氮和脱硫)存在附加加氢裂化反应 的缺点，原因在于①高密度高芳烃油比如蒽油，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密度高(比 如接近于1)且含有大量芳烃，一段冷高压分离部分油、水分离效果不理想；②高密度高氮高芳烃油比如蒽油，由于芳烃含量高、氮含量高，一段加氢精制 前部反应过程的催化剂处于与芳烃含量高、氮含量高、残碳含量高、黏度大的油品接触 的条件，结焦过程速度明显高于一段加氢精制后部反应过程的催化剂的结焦过程速度， 实验数据和工业生产数据表明混炼部分芳烃含量低、氮含量低、残碳含量低、黏度小 的油品，对一段加氢精制前部反应过程的催化剂床层，可以加快高密度高氮高芳烃油在 催化剂内孔道和外孔道的扩散速度、延缓结焦过程速度、降低压力降、降低冷高分油密 度，但是常规工艺(蒽油加氢精制反应过程不采用轻馏分和重馏分分路加工)要求使用 大量芳烃含量低、氮含量低、残碳含量低、黏度小的油品才能达到显著效果；而且由于 芳烃含量低、氮含量低、残碳含量低、黏度小的油品通常经过中压加氢精制或低压加氢 精制过程即可成为质量优良的油品比如优质柴油或优质石脑油或优质汽油，与高密度高 氮高芳烃油(如蒽油或高密度煤焦油)联合加工时，芳烃含量低、氮含量低、残碳含量 低、黏度小的油品的加氢精制生成油不得不经历高密度高氮高芳烃油的一段加氢精制生 成油必须经历的二段加氢裂化过程，形成过度裂化、增加附加氢耗、降低液体烃收率， 随着高密度高氮高芳烃油的密度和或芳烃含量的提高，二段加氢裂化过程裂化深度必然 加深，此缺点更为显著；③高密度高芳烃油，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，需要经过深度脱芳烃提高其十六烷值、降低密度。现有的工艺如二段法加 氢转化工艺是将一段加氢精制生成油全馏分混合在一起经过二段加氢裂化，使柴油组分 和石脑油组分形成过度裂化、增加附加氢耗、降低液体烃收率，随着高密度高氮高芳烃 油的密度和或芳烃含量的提高，二段加氢裂化过程裂化深度必然加深，此缺点更为显著 此；④高密度高芳烃油比如蒽油，通常氮含量高，其一段加氢精制生成油石脑油馏 分循环回一段加氢精制前部反应过程的方法，效果不理想；⑤高密度高芳烃油比如蒽油，通常氮含量高，二段采用常规无定型加氢裂化催 化剂，其二段加氢精制生成油石脑油馏分氮含量也较高。本发明技术方案的高芳烃油两段法加氢转化方法，未见报道。因此，本发明的第一目的在于提出一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原 料烃的一段加氢生成油高沸点馏分在二段串联通过第一加氢裂化反应区2R1和选择性加 氢改质反应区2RU，降低二次裂解反应。
本发明的第二目的在于提出一种两段法高芳烃油深度加氢转化方法，第一原料 烃的一段加氢生成油高沸点馏分在二段通过串联的加氢裂化反应区2R1和二段选择性加 氢改质反应区2RU降低二次裂解反应，同时将一段加氢生成油低沸点馏分ILBO (柴油馏 分和或石脑油馏分)引入到二段选择性加氢改质反应区2RU进行高收率改质。本发明的第三目的在于提出一种两段法高密度高芳烃油加氢转化方法。本发明的第四目的在于提出一种两段法煤焦油加氢转化方法。本发明的第五目的在于提出一种两段法蒽油加氢转化方法。

发明内容
本发明一种两段法高芳烃油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢精制催化剂存在条件下，第一原料 烃(高芳烃油)完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃和常规液体烃组成 的一段加氢反应流出物IRP ；②在一段加氢反应流出物分离部分，分离一段加氢反应流出物IRP得到一段加 氢生成油和一段循环氢；③在一段加氢生成油分离部分，分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油高沸 点馏分IHBO和一段加氢生成油低沸点馏分ILBO ；④在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第 一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出 物2R1P，2R1P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC 接触完成二段选择性加氢改质反应，得到二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM ； 二段 选择性加氢改质反应流出物2RUPM用作二段加氢反应流出物2RP ；⑤在二段加氢反应流出物分离部分，分离二段加氢反应流出物2RP得到二段加 氢生成油和二段循环氢；二段采用循环裂化流程时，本发明的特征进一步在于⑥在二段加氢生成油分离部分，分离二段加氢生成油得到二段加氢生成油高沸 点馏分2HBO，至少一部分2HBO进入二段第一反应区2R1与二段第一加氢裂化催化剂 2R1C接触进行循环裂化。为了降低二段选择性加氢改质反应区2RU进料中蜡油组分数量，本发明的特征
进一步在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为二段器间热高分油2R1PL和 二段器间热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二 段选择性加氢改质催化剂2RUC接触。本发明的操作条件一般为①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、 压力为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体 积比为400 1 4000 1;③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于335°C的烃类组成；一 段加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于335°C的烃类组成；
④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa> 二段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积 比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 4200C>压力为6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 15hr氢气/原料油体积比为400 1 4000 1。本发明的操作条件通常为①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、 压力为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油 体积比为800 1 3000 1 ； 一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，一 段加氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；一 段加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；一段加氢生成油 馏分IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、 取值范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床 层；0.4SKEYS0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段 选择性加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用高中油收率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二 段第一反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第 一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷 值增加量高于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区 2RU操作条件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催 化剂2RUC体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段 加氢生成油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。本发明的操作目标优选为①一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，一段加氢生成油柴油全 馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值大于35。本发明二段器间热高压分离器2MHPS的操作目标优选为④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为其烃类主要为常规沸点高于 330°C的烃类的二段器间热高分油2R1PL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的二 段器间热高分气2R1PV。对ILBO进行联合改质时，本发明的特征进一步在于④至少一部分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改 质催化剂2RUC接触。ILBO先独立加氢改质、然后进行联合改质时，本发明的特征进一步在于③至少一部分ILBO进入二段第二反应区2R2与ILBO选择性加氢改质催化 剂2R2C接触完成ILBO选择性加氢改质反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P，2R1P和2R2P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC 接触。二段第二反应区2R2操作条件一般为温度为270 420°C、ILBO选择性加氢 改质催化剂2R2C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1。ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C的体积空速通常为0.5 Shf1。使用循环轻馏分LBR时，本发明的特征进一步在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分 离部分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV 在一段冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水 1LW, 一段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗 涤水；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃 组成的循环轻馏分LBR进入一段冷高压分离部分参与油水分离并最终进入一段冷高分油 ILL 中。本发明应用于第一原料烃煤焦油时，循环轻馏分LBR循环比(循环轻馏分LBR 流量与第一原料烃流量之重量比)一般为0.05 0.5、通常为0.05 0.2。本发明应用于第一原料烃煤焦油时，为了降低循环轻馏分LBR循环量，循环轻 馏分LBR可以主要由常规沸点低于200°C的常规液体烃组成。本发明应用于第一原料烃煤焦油时，最好将分离二段加氢生成油得到的主要由 常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的循环轻馏分LBR引入一段冷高压分离部分参与 油水分离并最终进入一段冷高分油ILL中，对油水分离效果的改善最佳。当第一原料烃为高沸点煤焦油时，为了简化流程本发明的特征进一步在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分 离部分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV 在一段冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水 1LW, 一段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗 涤水；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IHL进入二段第一反应区 2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触。当第一原料烃为高沸点煤焦油时，本发明的特征进一步在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分 离部分分离为其烃类主要为常规沸点高于330°C的烃类的一段热高分油IHL和其烃类主要 为常规沸点低于330°C的烃类的一段热高分气IHV当第一原料烃为高沸点煤焦油时，为了本发明的特征进一步在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段热高压分离部分分离为其烃类主要为 常规沸点高于330°C的烃类的一段热高分油IHL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃 类的一段热高分气IHV ； 一段热高分油IHL与氢气物流FH完成接触并分离为气体FHP 和一段脱轻组分热高分油IHLP ；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段脱轻组分热高分油IHLP进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触。为了改善一段加氢反应过程原料油性质，本发明的特征进一步在于①在第一原料烃分离部分，第一原料烃被分离为第一原料烃轻馏分FLO、第 一原料烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于 320°C的组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点介于320 500°C的组分组 成；在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件下，第一原料 烃轻馏分FLO完成一段第一加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃 组成的一段第一加氢精制反应流出物IRlP ；在一段第二反应区，在氢气和一段第二加氢精制催化剂存在条件下，一段第一 加氢精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二加氢精制反应，生成一 个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反应流出物1R2P ； —段第 二加氢精制反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使用；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组 成的循环轻馏分LBR进入一段第一反应区与一段第一加氢精制催化剂接触。本发明第一原料烃分离部分，宜采用减压蒸馏的分离方式操作，其减压蒸馏塔 塔顶操作压力(绝对压力)低于0.06MPa。本发明，当一段加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点为260 330°C的 烃类组成时，可以实现重柴油组分选择性加氢改质。此方案适合于一段加氢生成油柴油 低沸点馏分(常规沸点为低于260°C的烃类)十六烷值达到要求(比如高于35或40)的 情况，比如适合于加工第一原料烃为宽馏分中温煤焦油(常规沸点为160 500°C、且 160 290°C馏分含量高)的情况。二段加氢生成油高沸点馏分2HB0，通常主要由常规沸点高于355°C的常规液体 烃组成、一般主要由常规沸点高于315°C的常规液体烃组成，可以根据具体情况确定。一段加氢生成油高沸点馏分IHBO和一段加氢生成油低沸点馏分ILBO的馏分馏 程范围，可以根据具体情况确定，目标是控制和降低二段加氢反应过程对柴油组分的裂解率。
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。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽液平衡温度。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、 丙烷、丁烷。本发明所述的杂质组分指的是原料油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
16更高的烃类。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。本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于200°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200 355°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。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，指的是芳烃含量较高的烃油，其一段加氢 生成油柴油馏分含有大量芳烃和或环烷烃，其一段加氢生成油柴油馏分密度高和或十六 烷值低，需要进一步改质以降低该柴油馏分密度和或提高十六烷值。本发明的一个重要目标是在低的裂化率前提下，对一段加氢生成油蜡油馏分 进行加氢裂化生产优质柴油组分。本发明的又一个重要目标是在对一段加氢生成油蜡油馏分进行加氢裂化生产 优质柴油组分的同时，经济的对一段加氢生成油柴油馏分实现低裂化率前提下的加氢改 质。本发明所述高密度高芳烃油(第一原料烃)，一方面指的是其一段加氢精制反 应物与洗涤水混合后进行一段冷高压分离过程所得一段冷高分油ILL的比重与一段冷高 分水ILW比重差小(比如小于0.1)的烃油，另一方面指的是其一段加氢精制反应物与一 段洗涤水混合后进行一段冷高压分离过程所得一段冷高分油ILL因为重组分芳烃含量高 而具有强乳化水能力的烃油，一句话，本发明所述高密度高芳烃油，按照常规工艺其一 段加氢精制反应物与一段洗涤水混合后进行一段冷高压分离过程的油、水的分离比较困 难，可能出现的情况是①如果一段冷高分油ILL的比重与一段冷热高分水ILW比重差小(比如小于 0.1)，为了完成油与水的清晰分离，需要长的停留时间，增大了一段冷高压分离器液相 空间体积，增大了一段冷高压分离器尺寸，增大了一段冷高压分离器投资；②如果一段冷高分油ILL具有强乳化水能力，会导致一段冷高分油ILL含水量 高(对后续分离过程不利)、一段冷高分水ILW含油量高(造成一段冷高分水ILW中油 难以脱除、造成酸性水汽提产品硫化氢气体含烃量高、最终导致硫磺发黑)和一段冷高 分气ILV含液滴量高(对往复式循环氢压缩机造成汽缸积累液体导致撞缸事故、对离心式 循环氢压缩机造成机械损伤)。本发明的再一个重要目标是使用“循环轻馏分LBR进入一段冷高压分离部 分”的方法解决高密度高芳烃煤焦油一段冷高压分离部分油、水分离效果不理想的问 题；循环轻馏分LBR最好为二段加氢生成油分离所得窄馏分油(主要由常规沸点低于 260°C的烃类组分组成的轻馏分)。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，可以是来自煤热解或其它过程的蒽油或高 沸点煤焦油或煤焦油高沸点馏分，通常包含第一原料烃轻馏分FLO和第一原料烃重馏分 FHO,第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于320°C的组分组成，第一原料烃重馏 分FHO主要由常规沸点高于320°C的组分组成。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，其第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点 介于320 500°C的组分组成，如果高密度高芳烃油中含有常规沸点高于500°C甚至高于530°C的组分，为了保证高密度高芳烃油加氢精制过程催化剂运行周期，需要将这些不适 宜加氢精制的组分分离为残液进行有关加工(比如焦化)或利用。根据需要，本发明设置第一原料烃分离部分，将第一原料烃F分离为第一原料 烃轻馏分FLO、第一原料烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要 由常规沸点低于320°C的组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点高于320°C的 组分组成。第一原料烃分离部分，通常采用减压蒸馏的分离方式以降低过程温度、减缓 缩合与结焦，其减压蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)通常低于0.06MPa。由于原煤性质和炼焦工艺条件均在一定范围内变化，本发明所述第一原料烃的 性质也在一定范围内变化。本发明所述第一原料烃的性质，常规沸点一般为210 500°C 或更高，比重通常为1.00 1.25或更高，水含量通常为0.2 5.0%，通常金属含量为2 80PPm、硫含量为0.4 1.0%、氮含量为0.6 1.4%、氧含量为0.4 4.0%。在本发明所述高芳烃油(第一原料烃)的一段加氢精制过程中，水是不利的组 分，一方面，在第一原料烃进入一段加氢精制反应器前的加热升温过程中，水的存在会 加剧高密度高芳烃中酸类对管道、设备等的腐蚀，腐蚀产生的铁等金属离子进入一段加 氢精制反应器，为保证预期的操作周期，必须使用更多的加氢脱金属催化剂(保护剂)同 时增加氢耗量；另一方面，原料水含量的增加将提高反应过程水蒸汽分压，对催化剂性 能稳定性和长周期运行不利。因此，在第一原料烃进入一段加氢精制反应部分之前，通 常进行脱水处理以尽可能地降低水含量，脱水的方法不受限制。第一原料烃通常还含有有害固体颗粒(比如直径大于10 20微米的固体颗 粒)，为了防止有害固体颗粒损坏加氢精制原料油高压输送泵和沉积在一段加氢精制催化 剂床层上，通常在脱水前、后的适当温度条件下进行过滤。本发明建议第一原料烃进入一段加氢精制催化剂床层之前(通常在所述第一原 料烃分离部分)进行脱水及过滤处理。本发明所述第一原料烃，可以是所述煤焦油或所述煤焦油馏分或所述煤焦油热 加工(比如焦化、减粘等热加工)等过程所得馏分或它们的混合物，但必须是适宜加氢转 化的组分。本发明所述第一原料烃重馏分FHO和第一原料烃轻馏分FL0，必须是适宜加氢 转化的馏分。按照本发明，在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件 下，第一原料烃轻馏分FLO完成一段第一加氢精制反应过程，生成一个由氢气、常规气 体烃、常规液体烃组成的一段第一加氢精制反应流出物1R1P。第一原料烃轻馏分FLO与第一原料烃重馏分FHO相比，分子平均碳数较少，胶 质含量较少，起始反应温度较低，适宜的催化剂性质差别较大，本发明将第一原料烃轻 馏分FLO引入一段第一反应区IRl与一段第一加氢精制催化剂IRlC接触，将第一原料 烃重馏分FHO引入一段第二反应区1R2与一段第二加氢精制催化剂1R2C接触，一段第 一反应区反应流出物IRlP串联通过一段第二反应区1R2，改善一段第二反应区1R2原料 油性质和反应条件，一段第二反应区反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使 用。当将芳香度低的氢含量高的烃油例如来自煤焦油加氢生成油的烃组分引入一段第一 反应区IRl时，一段加氢反应部分反应总体过程的原料油性质被显著改善了，在降低一段冷高分油密度的同时，也有利于延长一段加氢反应过程的操作周期、提高一段加氢反 应过程稳定性或优化一段加氢反应部分操作条件(比如降低停工飞温风险、加工廉价劣 质原料、实现不同馏分分类加工)。为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发 明应用于第一原料烃煤焦油加氢转化时，可以加工第二原料烃。第二原料烃可以是任一 种合适的烃，可以是石油基烃或页岩油基烃或煤焦油基烃。第二原料烃也可以是来自第 一原料烃加氢转化过程产生的含烃物流比如一段热高分油或一段冷高分油或一段冷高分 油分离所得油品或二段热高分油或二段冷高分油或二段热低分油或二段冷低分油或二段 加氢生成油分离所得窄馏分油(通常为沸点最高者)，此时本发明存在烃油循环流程。使 用合适的第二原料烃，通过改善一段加氢反应部分总体原料的性质，可以改善一段加氢 反应部分的操作条件。按照本发明，使用二段加氢生成油分离所得窄馏分油(主要由常规沸点低于 260°C的烃类组分组成的轻馏分)进入一段第一反应区IRl与一段第一加氢精制催化剂 IRlC接触作为循环轻馏分LBR，以实现本发明的主要目的，其理由在于①不宜使用外部轻馏分油，因为外部轻馏分油与高密度高氮高芳烃油(如蒽油 或高密度煤焦油)联合加工时，芳烃含量低、氮含量低、残碳含量低、黏度小的油品的 加氢精制生成油不得不经历高密度高氮高芳烃油的一段加氢精制生成油必须经历的二段 加氢裂化过程，形成过度裂化、增加附加氢耗、降低液体烃收率；②加工高密度高芳烃油如蒽油时，不宜使用一段加氢精制生成油的窄馏分油， 因为这些窄馏分油密度高且含有较多芳烃，对冷高压分离部分油水分离效果的改善程度 不理想或循环量太大；③二段加氢生成油分离所得窄馏分油(主要由常规沸点低于260°C或低于200°C 的常规液体烃组成的窄馏分油)，具有密度低、黏度小、芳烃含量低、对常规气体烃的 溶解能力大、沸点低等特点，对循环过程所影响的物流或工作场所可以达到如下综合目 标便于增压输送(借用一段第一反应区原料增压泵)、显著降低密度、显著降低黏度、 显著降低芳烃含量、显著提高循环氢纯度、在反应器内容易汽化、经过二段裂化过程裂 化率低(液体收率损失小)、显著改善二段加氢生成油石脑油质量(如降低氮含量、硫含 量)等。本发明所述的第一原料烃轻馏分FLO完成的一段第一加氢精制反应过程一词， 指的是在氢气和合适的一段第一加氢精制催化剂存在条件下第一原料烃轻馏分FLO发生 的加氢精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即为第二加氢精 制反应部分提供合适的原料油，应根据第一原料烃轻馏分FLO性质和一段第二加氢精制 催化剂性质的要求确定一般该过程第一原料烃轻馏分FLO的残炭脱除率大于50%、通 常大于70%、最好大于85%，通常第一原料烃轻馏分FLO在一段第一加氢精制反应过程 的单位重量氢气消耗量是与其在一段第二加氢精制反应过程的单位重量氢气消耗量之比 值通常为0.1 3.0、最好为0.3 1.5。所述的一段第一加氢精制反应过程，因原料性质(金属含量、氧含量、硫含 量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、 加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”)的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。所述的一段第一加氢精制催化剂IRlC可以是一种或两种或多种催化剂的串联组 合或混装。一段第一加氢精制催化剂IRlC可以是石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制 过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由 于煤焦油金属含量通常较高，故通常在一段第一加氢精制反应过程(通常位于反应过程 的前部)使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。所述的一段第一反应区1R1，根据需要可以将任一种补充硫加入该反应部分， 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500PPm或lOOOPPm。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。按照本发明，在一段第二反应区1R2，在氢气和一段第二加氢精制催化剂1R2C 存在条件下，一段第一加氢精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二 加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反 应流出物1R2P。本发明所述的第一原料烃重馏分FHO完成的一段第二加氢精制反应过程一词， 指的是在氢气和合适的一段第二加氢精制催化剂1R2C存在条件下第一原料烃重馏分FHO 发生的加氢精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即为后续的 加氢裂化反应过程提供合适的原料油，应根据第一原料烃重馏分FHO性质和一段第二加 氢精制催化剂1R2C性质的要求确定一般该过程第一原料烃重馏分FHO的残炭脱除率 大于50%、通常大于70%、最好大于85%。所述的一段第二加氢精制反应过程，因原料性质(金属含量、氧含量、硫含 量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、 加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”)的不同，其操作条件 的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。所述的一段第二加氢精制催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合或 混装。一段第二加氢精制催化剂可以是石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制过程使用的 加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由于煤焦油金 属含量通常较高，故通常在一段第二加氢精制反应过程(通常位于反应过程的前部)使用 加氢保护剂(加氢脱金属剂)。按照本发明，经过一段第一反应区和一段第二反应区，在优选的操作条件 下，可以达到的目标是加氢石脑油的氮含量(平均值)一般低于lOOPPm、通常低于 30PPm、最好低于IOPPm ；加氢柴油的十六烷值(平均值)比高密度高芳烃油同沸点组分 十六烷值(平均值)提高10以上、最好提高15以上。按照本发明，在一段热高压分离部分，一段第二加氢精制反应流出物1R2P分 离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，其目的是使一段第二加氢精制反应流出物 1R2P中的部分高沸点馏分(存在于一段热高分油IHL中)不通过一段冷高压分离部分、 即不进入一段冷高分油ILL中以降低一段冷高分油ILL的密度或芳烃含量。按照本发明，在一段冷高压分离部分，至少一部分一段热高分气IHV分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一段冷高分水ILW中水组分 来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或外部洗涤水。在一段冷高压分离部分，如果第一原料烃氧含量足够高或氮含量足够低使得一 段第二加氢精制反应流出物1R2P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。在一段冷高压分离部分，一段热高分气IHV通常先降低温度(一般是与一段反 应部分原料换热)至约220 100°C (该温度应高于一段热高分气IHV中硫氢化氨结晶温 度)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后一段热高分气1HVW。洗涤水用于吸收一段热 高分气IHV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一 段热高分气IHV中的硫化氢。所述一段冷高压分离部分包含注水后一段热高分气IHVW 的冷却、分离步骤，所述的注水后一段热高分气IHVW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，注水后一段 热高分气IHVW中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收注水后一段热高分气IHVW中的氨并进 一步吸收注水后一段热高分气IHVW中的硫化氢，形成一段冷高分水ILW液体。最终所 述注水后一段热高分气IHVW冷却并在一段冷高压分离器中分离为一个在体积上主要 由氢气组成的一段冷高分气ILV气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油ILL 液体和一个主要由水组成的含氨的一段冷高分水ILW液体。所述一段冷高分水1LW，其 中氨的含量一般为1 15% (w)，最好为3 8% (w)。洗涤水注入量的确定原则是， 一方面，洗涤水注入一段热高分气IHV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 是在一段冷高压分离部分吸收一段热高分气IHV中的氨，防止一段热高分气IHV的氨 浓度太高，在反应系统积聚，降低催化剂活性，通常一段冷高分气ILV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 吸收一段热高分气IHV中的硫化氢，防止一段热高分气IHV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。所述的一段冷高压分离部分，其一 段冷高压分离器操作压力为一段第二反应区压力减去实际压力降，一段冷高压分离器压 力与一段第二反应区压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5 1.2MPa，最好为0.5 O.SMPa。所述的一段冷高分气ILV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%的所述一段冷高分气ILV进入加氢反应过 程使用。为了提高装置投资效率，必须保证一段冷高分气ILV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一段冷高 分气ILV(以下简称一段冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于一段冷高 分气排放气，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。按照本发明，所述的一段冷高分油分离部分，指的是将一段冷高分油ILL分离 为产品的步骤，其液体产品包含主要由常规沸点高于50°C的烃组分组成的烃油。在此， 所述的一段加氢生成油首先降低压力、通常压力降至0.5 4.0MPa形成气、液混相物 流，然后经过分离和或分馏的过程完成分离，通常分离为气体、液化气、一段加氢精制石脑油、一段加氢精制柴油、一段加氢精制蜡油等。在本发明一段冷高分油分离部分，一段冷高分油ILL被分离为两个或多个窄馏 分油品，部分窄馏分油品可以循环至一段第一反应区或一段第二反应区与加氢精制催化 剂接触构成“循环流程”。在本发明的一段热高分油1HL，在一段热高分油IHL分离部分，分离为两个或 多个窄馏分油品，部分窄馏分油品可以循环至一段第一反应区或一段第二反应区与加氢 精制催化剂接触构成“循环流程”。在本发明一段冷高分油分离部分和一段热高分油分离部分，可以部分或全部共用。本发明所述一段加氢生成油分离部分一词，指的是将一段热高分油IHL和或一 段冷高分油ILL分离为两个或多个窄馏分油品的部分，部分窄馏分油品可以循环至一段 第一反应区或一段第二反应区与加氢精制催化剂接触构成“循环流程”。本发明所述一段加氢生成油分离部分，可以是一段冷高分油分离部分和或一段 热高分油分离部分。按照本发明，在一段加氢生成油分离部分，分离一段加氢生成油得到一段加氢 生成油高沸点馏分IHBO和一段加氢生成油低沸点馏分1LBO。以下详细描述本发明的二段第一反应区2R1。在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第一 加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物 2R1P。所述二段第一反应区2R1，因其原料(加氢精制重油)性质(氮含量、芳烃含量) 的不同和预期的加氢裂化反应深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的 过程条件确定。二段第一反应区2R1，使用的加氢裂化催化剂可以是一种或两种或多种催化剂 的串联组合和混装。加氢裂化催化剂可以是合适的石油炼制过程柴油(包括劣质柴油) 和/或蜡油/或重油的加氢裂化过程使用的加氢裂化催化剂(包括缓和裂化催化剂)及其组合。如上所述二段第一反应区2R1，可以选用不掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂 化催化剂或少量掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂化催化剂，以尽可能增强对原料中有 机氮化物的适应能力，提高柴油组分产率，也可以使用加氢精制催化剂和加氢裂化催化 剂及后精制催化剂进行级配。本发明所述二段第一加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条 件下，IHBO发生的耗氢的反应过程(通常包含裂化反应)，其最低的反应深度应具备最 低限度的工业意义比如生产预期性质的柴油馏份，应根据HBO性质、预期柴油馏份 性质和加氢裂化催化剂2R1C性能确定以期提高柴油馏份十六烷值、降低柴油馏份密 度至预期目标，同时兼顾液体收率，该过程裂化转化率一般为20 80%、通常为35 65%。以下详细描述本发明的二段选择性加氢改质反应区2RU。按照本发明，二段选择性加氢改质反应区2RU使用二段选择性加氢改质催化剂
222RUC。二段选择性加氢改质催化剂2RUC应具有以下功能①当一段加氢生成油石脑油组分进入二段选择性加氢改质反应区2RU时，二段 选择性加氢改质催化剂2RUC对一段加氢生成油石脑油组分具有低裂化功能(裂化率低于 5%甚至更低)的加氢脱硫、脱氮功能；②当一段加氢生成油柴油组分进入二段选择性加氢改质反应区2RU时，二段选 择性加氢改质催化剂2RUC对一段加氢生成油柴油组分具有低裂化率(裂化率低于15%甚 至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2RUC可以是柴油高 压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；③当二段第一反应区反应流出物2R1P中柴油组分2R1PDC进入二段选择性加氢 改质反应区2RU时，二段选择性加氢改质催化剂2RUC对2R1PDC具有低裂化率(裂化 率低于15%甚至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2RUC 可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；④当二段第一反应区反应流出物2R1P中蜡油组分2R1PVGO进入二段选择性 加氢改质反应区2RU时，二段选择性加氢改质催化剂2RUC对2R1PVGO具有低裂化率 (裂化率低于15%甚至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂 2RUC可以是部分催化剂活性中心的设计目标是对2R1PVGO具有低裂化率(裂化率低于 15%甚至低于8% )加氢脱芳烃功能或选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳功能的催化剂。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。二段选择性加氢改质反应区2RU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%。表1记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物
权利要求
1.一种两段法高芳烃油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃 (高芳烃油)完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃和常规液体烃组成的 一段加氢反应流出物IRP ；②在一段加氢反应流出物分离部分，分离一段加氢反应流出物IRP得到一段加氢生 成油和一段循环氢；③在一段加氢生成油分离部分，分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油高沸点馏 分IHBO和一段加氢生成油低沸点馏分ILBO ；④在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第一加 氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物 2R1P, 2R1P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC接 触完成二段选择性加氢改质反应，得到二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM ； 二段选 择性加氢改质反应流出物2RUPM用作二段加氢反应流出物2RP ；⑤在二段加氢反应流出物分离部分，分离二段加氢反应流出物2RP得到二段加氢生 成油和二段循环氢。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于⑥在二段加氢生成油分离部分，分离二段加氢生成油得到二段加氢生成油高沸点馏 分2HBO，至少一部分2HBO进入二段第一反应区2R1与二段第一加氢裂化催化剂2R1C 接触进行循环裂化。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为二段器间热高分油2R1PL和二段 器间热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选 择性加氢改质催化剂2RUC接触。
4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为二段器间热高分油2R1PL和二段 器间热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选 择性加氢改质催化剂2RUC接触。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
7.根据权利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ； 一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，一段加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；一段加氢生成油馏分IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY(芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
10.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ； 一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，一段加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；一段加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
11.根据权利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ； 一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，一段加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；一段加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、取值范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
12.根据权利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ； 一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，一段加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③一段加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；一段加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；一段加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于①一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，一段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
14.根据权利要求10所述的方法，其特征在于①一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，一段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于35。
15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于①一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，一段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
16.根据权利要求12所述的方法，其特征在于①一段加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，一段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
17.根据权利要求3所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为其烃类主要为常规沸点高于330°C 的烃类的二段器间热高分油2R1PL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的二段器间 热高分气2R1PV。
18.根据权利要求4所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为其烃类主要为常规沸点高于330°C 的烃类的二段器间热高分油2R1PL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的二段器间 热高分气2R1PV。
19.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或12或13或14 或15或16或17或18所述的方法，其特征在于④至少一部分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催 化剂2RUC接触。
20.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或12或13或14 或15或16或17或18所述的方法，其特征在于③至少一部分ILBO进入二段第二反应区2R2与ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C 接触完成ILBO选择性加氢改质反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P，2R2P进入 二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC接触。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于④二段第二反应区2R2使用ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C，二段第二反应区 2R2操作条件为温度为270 420°C、ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C体积空速为 0.05 15hr人氢气/原料油体积比为400 1 4000 1。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于④二段第二反应区2R2的ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C的体积空速为0.5 3hr 1O
23.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或12或13或14 或15或16或17或18所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成 的循环轻馏分LBR进入一段冷高压分离部分参与油水分离并最终进入一段冷高分油ILL中。
24.根据权利要求19所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段 冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成 的循环轻馏分LBR进入一段冷高压分离部分参与油水分离并最终进入一段冷高分油ILL 中。
25.根据权利要求20所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段 冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成 的循环轻馏分LBR进入一段冷高压分离部分参与油水分离并最终进入一段冷高分油ILL 中。
26.根据权利要求23所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；⑦循环轻馏分LBR循环比(循环轻馏分LBR流量与第一原料烃流量之重量比)为 0.05 0.5。
27.根据权利要求23所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；⑦循环轻馏分LBR循环比为0.05 0.2。
28.根据权利要求23所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；⑥循环轻馏分LBR主要由常规沸点低于200°C的常规液体烃组成。
29.根据权利要求23所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；⑥分离二段加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的循环轻 馏分LBR进入一段冷高压分离部分参与油水分离并最终进入一段冷高分油ILL中。
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或12或13或14 或15或16或17或18所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IHL进入二段第一反应区2R1与 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
31.根据权利要求19所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段 冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IHL进入二段第一反应区2R1与 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
32.根据权利要求20所述的方法，其特征在于②在一段加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，至少一部分一段热高分气IHV在一段 冷高压分离部分分离为一段冷高分油ILL、一段冷高分气ILV和一段冷高分水1LW，一 段冷高分水ILW中的水组分来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或一段洗涤水；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IHL进入二段第一反应区2R1与 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
33.根据权利要求30所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；②一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部分分离为其烃类主要为常规沸点高 于330°C的烃类的一段热高分油IHL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的一段热 高分气1HV.
34.根据权利要求30所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；②在一段加氢反应流出物分离部分，一段热高压分离部分分离为其烃类主要为常规 沸点高于330°C的烃类的一段热高分油IHL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的 一段热高分气IHV ； 一段热高分油IHL与氢气物流FH完成接触并分离为气体FHP和一 段脱轻组分热高分油IHLP ；④在二段加氢反应部分，至少一部分一段脱轻组分热高分油IHLP进入二段第一反应 区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
35.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或12或13或14 或15或16或17或18所述的方法，其特征在于①在第一原料烃分离部分，第一原料烃被分离为第一原料烃轻馏分FLO、第一原料 烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于320°C的 组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点介于320 500°C的组分组成；在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃轻 馏分FLO完成一段第一加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成 的一段第一加氢精制反应流出物IRlP ；在一段第二反应区，在氢气和一段第二加氢精制催化剂存在条件下，一段第一加氢 精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二加氢精制反应，生成一个由 氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反应流出物1R2P ； —段第二加 氢精制反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使用；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的 循环轻馏分LBR进入一段第一反应区与一段第一加氢精制催化剂接触。
36.根据权利要求19所述的方法，其特征在于①在第一原料烃分离部分，第一原料烃被分离为第一原料烃轻馏分FLO、第一原料 烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于320°C的 组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点介于320 500°C的组分组成；在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃轻 馏分FLO完成一段第一加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成 的一段第一加氢精制反应流出物IRlP ；在一段第二反应区，在氢气和一段第二加氢精制催化剂存在条件下，一段第一加氢 精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二加氢精制反应，生成一个由 氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反应流出物1R2P ； —段第二加 氢精制反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使用；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的 循环轻馏分LBR进入一段第一反应区与一段第一加氢精制催化剂接触。
37.根据权利要求20所述的方法，其特征在于①在第一原料烃分离部分，第一原料烃被分离为第一原料烃轻馏分FLO、第一原料 烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于320°C的 组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点介于320 500°C的组分组成；在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃轻 馏分FLO完成一段第一加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成 的一段第一加氢精制反应流出物IRlP ；在一段第二反应区，在氢气和一段第二加氢精制催化剂存在条件下，一段第一加氢 精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二加氢精制反应，生成一个由 氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反应流出物1R2P; —段第二加 氢精制反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使用；⑥分离第一原料烃加氢生成油得到的主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的 循环轻馏分LBR进入一段第一反应区与一段第一加氢精制催化剂接触。
38.根据权利要求35所述的方法，其特征在于 ①第一原料烃为煤焦油；⑦循环轻馏分LBR循环比(循环轻馏分LBR流量与第一原料烃流量之重量比)为 0.05 0.5。
39.根据权利要求35所述的方法，其特征在于 ①第一原料烃为煤焦油；⑦循环轻馏分LBR循环比为0.05 0.2。
40.根据权利要求35所述的方法，其特征在于 ①第一原料烃为煤焦油；⑦循环轻馏分LBR主要由常规沸点低于200°C的常规液体烃组成。
41.根据权利要求35所述的方法，其特征在于⑥分离二段加氢生成油得到主要由常规沸点低于260°C的常规液体烃组成的循环轻馏 分 LBR。
42.根据权利要求2或4所述的方法，其特征在于二段加氢生成油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于355°C的常规液体烃组成。
43.根据权利要求2或4所述的方法，其特征在于二段加氢生成油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于315°C的常规液体烃组成。
全文摘要
一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原料烃的一段加氢生成油重馏分在二段通过串联的加氢裂化反应区2R1和柴油改质反应区2RU，降低重馏分在二段转化过程中的二次裂解反应。可以将一段加氢生成油轻馏分1LBO(柴油馏分和或石脑油馏分)引入柴油改质反应区2RU，同时进行1LBO改质。可以将一段热高分油引入2R1以简化流程。可以将循环轻馏分LBR引入到一段加氢反应过程改善一段冷高分器油水分离效果，当第一原料烃先分馏为轻馏分和重馏分后在一段加氢反应部分采用分路串联加氢精制时，还可显著改善一段加氢反应部分总体原料性质。特别适合于以蒽油或高沸点煤焦油为原料制备优质柴油组分、石脑油组分的加氢转化过程。
文档编号C10G67/00GK102021029SQ20101059074
公开日2011年4月20日 申请日期2010年12月8日 优先权日2010年12月8日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂