一种烃加氢转化过程组合方法

专利名称：一种烃加氢转化过程组合方法
技术领域：
本发明涉及一种烃加氢转化过程组合方法；特别地讲本发明涉及一种反应过程氢 耗量相差较大的烃加氢转化过程的组合方法；更特别地讲本发明涉及一种石油基烃加氢精 制过程与煤焦油基烃加氢转化过程的组合方法。
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、航煤、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。本段描述石油基烃加氢转化过程。石油基烃类指的是来自原油或原油一次加工 (比如原油蒸馏)或原油二次加工(比如原油蒸馏馏分的催化裂化、焦化热裂化)所得烃 类。石油基烃类加氢转化过程在习惯上已被分类为加氢处理过程、加氢精制过程和加氢裂 化过程，虽然这三种加氢转化过程之间并无显著的分界线，但原料的转化深度和原料烃单 位氢耗量存在众所周知的区别。加氢处理过程是上述三类过程中最缓和的一种，通常其原料烃单位重量氢耗量最低，其数值在0. 01 0. 50%之间。加氢精制过程的应用较加氢处 理过程更为广泛，并且在广义上还包含了加氢处理过程，典型的加氢精制过程包含烃类原 料的加氢脱硫、加氢脱氮及加氢芳烃饱和，蜡油加氢脱硫是一种重要的加氢精制过程，通常 加氢精制过程原料烃单位氢耗量高于加氢处理过程过程的原料烃单位重量氢耗量，其数值 在0. 5 1. 5%之间。加氢裂化过程是上述三类过程中烃类原料被裂化的最多的一种，它以 汽油、煤油、柴油、蜡油及渣油为原料，广泛用于生产液化石油气、催化重整原料、优质中间 馏分油、裂解乙烯原料、白油生产原料和润滑油等，通常其原料烃单位氢耗量高于加氢精制 过程原料烃单位氢耗量，其数值在1. 3 3%之间。氢油体积比是一个重要的操作参数，由 于石油基馏分油加氢精制过程氢耗量小、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。以石油基柴油加氢精制为例，通常在300 600之 间，原料烃单位氢耗量数值按1. 35%计算，总循环氢量大约是新氢量的2 4倍。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。对于烃加氢过程而言，氢含量是烃原料的一个基本性质，该数值在一定范围内变 化，石蜡基石油馏分的氢含量可以高达14% (重量)以上，而煤焦油馏分油的氢含量可以低 于6% (重量)，这也直接指出以生产石油燃料产品替代品的煤焦油馏分油过程必须加入 大量氢气即存在数量庞大的新氢物流，很明显，同样重量的加氢原料油，煤焦油加氢过程的 氢耗量是石油基馏分油加氢精制过程氢耗量的3 5倍甚至更多，甚至可以达到石油基馏 分油加氢精制过程需要的新氢数量和循环氢数量的总和。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。当工厂同时建设低氢耗烃加氢转化装置(比如石油基馏分油中压加氢精制装置) 和高氢耗加氢转化装置(比如煤焦油基馏分油高压加氢转化装置)时，按照现有技术将会 面临以下局面因为两种过程压力相差通常很大，因此，从降低投资角度讲，宜设两个反应 系统，选用各自合适的反应压力来完成预期的加氢反应，但建两套装置投资较大。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 5026472 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专利号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。本发明的目的在于提出一种组合方法，将操作压力差异较大、氢耗量差异较大的 烃加氢转化过程进行组合，具有减少高压操作步骤、降低溶解氢损失的效果。

发明内容
本发明一种两段法高氮高芳烃中间馏分油加氢转化方法，其特征在于包含以下步 骤①在第一反应部分Rl，新氢FH和第一烃类原料Fl经加氢转化反应生成一个含有 氢气、烃类等组分的第一反应流出物El ；②第一反应流出物El在第一冷高压分离部分Sl完成一个冷高压分离过程，生成 一个含有第一反应流出物El中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组 分的第一冷高压富氢气体Vl和一个含有第一反应流出物El中大部分常规液体烃组分的第 一冷高压烃液Ll ；③将至少一部分所述第一冷高压富氢气体Vl导入步骤④所述的第二反应部分 R2 ；④在第二反应部分R2，第二烃类原料F2在氢气存在条件下经加氢转化反应生成 一个含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2 ；⑤第二反应流出物E2在第二冷高压分离部分S2完成一个冷高压分离过程，生成 一个含有第二反应流出物E2中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组 分的的第二冷高压富氢气体V2和一个含有第二反应流出物E2中大部分常规液体烃组分的 第二冷高压烃液L2。通常循环利用第二冷高压富氢气体V2，至少一部分(大部分至全部)所述第二冷 高压富氢气体V2返回第二反应部分R2循环使用。为了自第二冷高压富氢气体V2中排出非氢组分，一部分第二冷高压富氢气体V2 经过膜分离氢提浓部分得到一个提浓氢并返回并返回第二反应部分R2循环使用。所述第二冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度通常不低于70 %、一般不低于75 %、 最好高于80%。为了充分发挥本发明效果通常第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量 氢耗量与第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl的单位重量氢耗量之比大于2. 0。所述第二反应部分R2的操作压力高于第一反应部分Rl的操作压力的差额通常 不低于3. OMPa、一般不低于5. OMPa0通常，第一烃类原料Fl主要由常规沸点范围为100 550°C石油基烃类组成，第二烃类原料F2主要由常规沸点范围为100 530°C煤焦油基烃类组成。所述第一反应部分Rl的催化剂可以为不耐硫的深度脱芳烃贵金属催化剂。本发明各步骤的操作条件通常为①第一反应部分Rl的操作温度为250 480°C，操作压力为3. 5 20. OMPa ；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；④第二反应部分R2的操作温度为250 480°C，操作压力为3. 5 28. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。本发明各步骤的操作条件一般为①第一反应部分Rl的操作温度为300 440°C，操作压力为3. 5 15. OMPa ；②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；④第二反应部分R2的操作温度为300 440°C，操作压力为8. 0 25. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为30 65°C。本发明回收第二冷高压烃液L2中溶解氢的步骤如下在第四分离部分S4，通过降低第二冷高压烃液L2压力，闪蒸形成一个在体积浓度 上主要由氢气组成的第四气体V4和一个主要由烃类组分组成的第四烃液L4;将至少一部 分第四气体V4送至第一冷高压分离部分与第一反应流出物El接触。第四气体V4的氢气 体积浓度通常不低于70%、一般不低于80%。本发明特别适合于石油基馏分油加氢精制过程与煤焦油基馏分油加氢转化过程 的组合，各步骤的操作条件通常为①第一原料烃Fl为石油基馏分油，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 lShr—1、氢气/原料 油体积比为400 1 2000 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% ；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；④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 ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。本发明特别适合于石油基馏分油加氢精制过程与煤焦油基馏分油加氢转化过程 的组合，各步骤的操作条件一般为①石油基馏分油第一烃类原料Fl在第一反应部分R2的单位重量氢耗量小于 1. 5% ；②第一冷高压分离部分Sl的操作温度为35 60°C ；④煤焦油基馏分油第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于 4. 5% ；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 ；
⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为35 60°C。本发明特别适合于石油基馏分油加氢精制过程与煤焦油基馏分油加氢转化过程 的组合，各步骤的操作条件较佳为①石油基馏分油第一烃类原料Fl在第一反应部分R2的单位重量氢耗量小于 1. 3% ；②第一冷高压分离部分Sl的操作温度为40 55°C ；④煤焦油基馏分油第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量大于 5. 5% ；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7. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为40 55°C。本发明可以构成二级加氢工艺①第一烃类原料Fl是第二反应流出物E2的分馏 部分产品。本发明可以构成煤焦油基馏分油加氢改质过程与改质柴油深度脱芳的二级加氢 工艺①第一烃类原料Fl是第二反应流出物E2的分馏部分产品，第一烃类原料Fl主要 由低硫、低氮柴油组分构成，第一反应部分Rl的催化剂为不耐硫的深度脱芳烃贵金属催化 剂。④第二烃类原料F2为煤焦油基馏分油。本发明可以构成第一烃类原料Fl的二级串联加氢工艺①第三烃类原料F3是第一反应流出物El的分馏部分产品。
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
焼、丁焼。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
Si等ο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。本发明所述的石脑油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。以下结合附图详细描述本发明。附

图1是本发明第一种方案流程图； 附图2是本发明第二种方案流程图。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。本发明第一种方案如附图1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Rl，在一定有效的操作条件下，完成第一加氢转化反 应，生成一个含有氢气、烃类组分和可能的杂质气体的第一反应流出物El ；第一反应流出 物El沿管道4进入第一冷高压分离部分Sl完成一个冷高压分离过程，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冷高压 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及溶解氢的第一冷高压烃 液Ll ；第一冷高压富氢气体Vl沿管道6离开第一冷高压分离部分Si，至少一部分所述第一 冷高压富氢气体Vl导入所述的第二反应部分R2 ；图中示出的是全部第一冷高压富氢气体 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 ；第二反应流出物E2沿管道12进入冷高压分离部分S2完成一个冷高压分 离过程，通常通过降低第二反应流出物E2温度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冷高压富氢气体V2和一个含有 第二反应流出物E2中大部分常规液态烃及溶解氢的第二冷高压烃液L2 ；第二冷高压富氢 气体V2沿管道14离开冷高压分离部分S2，第二冷高压烃液L2沿管道30离开冷高压分离 部分S2。附图2所示本发明组合方法与附图1相比进一步的特征在于第二冷高压富氢气 体V2沿管道14离开冷高压分离部分S2，至少一部分所述第二冷高压富氢气体V2返回第 二反应部分R2和/或第一反应部分R1，图中示出的是第二冷高压富氢气体V2全部返回的 情况。按照附图2，第二冷高压富氢气体V2返回反应部分之前可能经过脱吐5部分15进行 脱H2S处理形成脱的冷高压富氢气体，沿管16经循环氢压缩机增压后作为循环氢沿管 8去第二反应部分R2，一部分循环氢沿管17经过膜分离部分得到的提浓氢与沿管20而来 的新氢混合，混合气沿管2进入第一反应部分Rl。管16中循环氢也可以全部进入第二反应 部分R2，附图2中示出的是管16中循环氢同时进入第一反应部分Rl和第二反应部分R2。 本发明使用的新氢，按照附图2，沿管20经新氢压缩机增压后去第一反应部分R1。进一步的，在冷低压分离部分S4完成一个第二冷高压烃液L2冷低压闪蒸过程沿 管30离开冷高压分离部分S2的冷高压烃液L3降低压力，闪蒸形成一个主要由H2、常规气 态烃组成的冷低压气体V4和一个主要由烃类组分组成的冷低压烃液L4，冷低压气体V4沿 管32离开冷低压分离部分S4,冷低压烃液L4沿管33离开冷低压分离部分S4。沿管33离 开第二冷低压分离部分S4的冷低压烃液L4在冷低压分离部分S5完成一个冷低压分离过 程，通过降低冷低压烃液L4压力形成一个在体积浓度上主要由H2组成的冷低压富氢气体V5和一个冷低压烃液L5，冷低压富氢气体V5沿管35离开冷低压分离部分S5，冷低压烃液 L5沿管36离开冷低压分离部分S5 ；将至少一部分冷低压富氢气体V4送至第一反应部分Rl 或第二反应部分R2使用，但本质上是返回第二反应部分R2使用。进一步的，沿管23离开第一冷高压分离部分Sl的第一冷高压烃液Li，在冷低压 分离部分S3完成一个冷低压分离过程通过降低第一冷高压烃液Ll压力，闪蒸形成一个在 体积浓度上主要由H2组成的冷低压富氢气体V3和一个主要由烃类组分组成的冷低压烃液 L3，冷低压气体V3沿管沈离开冷低压分离部分S3，冷低压烃液L3沿管25离开冷低压分离 部分S3。根据需要，在管道2、管道6系统使用压缩机。本文中“烃加氢转化过程” 一词指的是烃类原料在消耗氢气的条件下转化为预期 产品烃类的过程，所述加氢转化过程包括通常所述的加氢处理过程、加氢精制过程和加氢 裂化过程。加氢转化过程反应流出物通常包括氢气、常规气态烃、常规液态烃和杂质气体。本文所述“加氢精制过程”一词指的是其原料重量转化率不大于25%的加氢转化 过程。一般所述“加氢精制过程”一词指的是其原料重量转化率不大于15%的加氢转化过 程，特别地所述“加氢精制过程”一词指的是其原料重量转化率不大于10%的加氢转化过 程。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。本发明所述“杂质气体” 一词指的是包含于反应流出物中的在反应过程中产生的 非烃气体，比如烃类原料中有机硫和/或有机氮加氢转化产生的H2S和/或NH3这样的气 体。本文所述“常规沸点”一词指的是物料在大气压力条件下的沸点温度，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 350 540°C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和第一冷高压分 离部分Sl以及可能使用的分离步骤S3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、第二冷高压分离 部分S2以及可能使用的分离步骤S4、S5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”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。本发明过程的第一烃类进料Fl可以是来自石油或煤或油母岩页或石油砂或煤焦 油等任意合适的烃类。第一烃类原料Fl可为主要由沸点范围为50 550°C烃类组成、特别 地是主要由300 530°C的烃类组成。更特别地，第一烃类进料Fl是来自第二反应流出物 E2的分馏过程得到的烃类比如低硫、低氮、含较多芳烃的柴油馏分，此时，第一烃类进料Fl来自第二烃类原料F2，是存在于“第一加氢转化部分”与“第二加氢转化部分”之间的循环 物流。本发明过程的第二烃类进料F2可以是来自石油或煤或油母岩页或石油砂或煤焦 油等任意合适的烃类。第二烃类原料F2可为主要由沸点范围为50 550°C烃类组成，第 二烃类原料F2主要由沸点60°C 550°C的烃组成，特别地主要由100 500°C的煤焦油或 煤焦油馏分油组成。更特别地，第二反应部分联合加工第三烃类进料F3，第三烃类进料F3 为来自第一反应流出物El的分馏过程得到的高沸点烃类比如低氧、低硫、低氮蜡油，也就 是说，第三烃类进料F3来自第一烃类原料F1，“第一加氢转化部分”与“第二加氢转化部分” 之间的存在油品串联加工流程。对特定的加氢转化组合过程，其第一反应部分Rl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。第一反应部分Rl加氢转化操作条件包括从如石脑油或轻瓦斯油等轻进 料中脱除一部分硫的加氢精制过程所需的缓和条件直至如高含蜡减压塔底物料的加氢脱 硫或中压加氢裂化过程的苛刻条件，其中包含低氢耗的煤焦油加氢转化条件。缓和的加氢 精制条件为压力低于3. 5MPa、温度低于400°C、液时空速高于1. 0h_\氢油体积比为35 350、原料油单位重量氢耗量0. 05 0.5% ；苛刻的加氢转化条件包括压力为14.0 28. OMPa、温度为400 480°C、液时空速为0. 2 0. 61Γ1、氢油体积比为1200 3600、原 料油单位重量氢耗量2. 0 3. 0% ；适中的加氢转化条件范围是3. 5 14. OMPa的压力， 250 460°C的温度，0. 4 池_1液时空速、氢油体积比为400 1500、原料油单位重量氢 耗量0. 5 2. 0%。本发明组合方法的加氢转化过程的操作压力推荐高于2. 5MPa。对特定的加氢转化组合过程，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，则原料油单位重量氢耗量进一步提高比如提高1. 0 2. 0%。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!^e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
12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，通常第二烃类原料F2在第二反应部分R2的单位重量氢耗量与第一 烃类原料Fl在第一反应部分Rl的单位重量氢耗量之比大于2. 0，可以得到特别好的效果。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。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，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。按照本发明附图2，可以将至少一部分第二冷高压富氢气体V2返回第一反应部分 Rl或/和第二反应部分R2循环使用。根据需要，特别是在第一反应部分Rl执行高硫原料 加氢脱硫反应的情况下，第二冷高压富氢气体V2可能需要先经脱H2S处理部分，生成一个 脱H2S的冷高压富氢气体并返回反应部分，推荐的脱硫化氢方法为胺液吸收法。按照本发 明，返回反应部分的来自冷高压分离部分S2的氢气物流的氢气体积浓度不宜低于70%、特 别地不宣低于75%、最好不低于80%。按照本发明附图2，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
1325 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。按照本发明附图2，第二冷高压分离部分S2、冷低压分离部分S4的操作条件，在推 荐的条件下，应保证冷低压富氢气体V4中氢气的体积浓度不小于75%或更高，其中，冷低 压分离部分S4的温度与第二冷高压分离部分S2的温度基本相同。本发明通过回收烃液L2 中的溶解氢，可降低装置氢气损失。按照本发明，冷低压烃液L4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S5并分离为冷低压气体V5和冷低压烃液 L5。冷低压分离部分S5的操作压力，与冷低压分离部分S3的操作压力相比基本相同或略 高 0. 3 1. 4MPa。当不使用冷低压分离部分S5步骤时，冷低压烃液体L4可能直接导入诸如分馏这 样的进一步加工过程中，但推荐使用低压分离部分S5。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。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。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
3. 5 28. OMPa
冷低压分离部分S4 20 70°C
3. 8 13·8Μ ^
冷低压分离部分S5 20 70°C
本发明各步骤较好的温度和压力条件如下表
0. 5 5. OMPa
第一反应部分Rl 第一冷高压分离部分Sl
300 440°C 3. 5 15. OMPa
30 65°C 3. 5 15. OMPa
冷低压分离部分S330 -0. 5 2.OMPa第二反应部分R2300-440 0C8. 0- 25. OMPa冷高压分离部分幻30--65 0C8. 0 25. OMPa冷低压分离部分M30--65 °C3. 8 16. OMPa冷低压分离部分S530--65 "C0. 5--3. OMPa典型的组合方案见表1，仅为举例而用，并不对本发明的应用构成限定。
表1典型的组合方案
权利要求
1.一种烃加氢转化组合方法，其特征在于，包含以下步骤①在第一反应部分Rl，新氢FH和第一烃类原料Fl经加氢转化反应生成一个含有氢气、 烃类等组分的第一反应流出物El ；②第一反应流出物El在第一冷高压分离部分Sl完成一个冷高压分离过程，生成一个 含有第一反应流出物El中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分的 第一冷高压富氢气体Vl和一个含有第一反应流出物El中大部分常规液体烃组分的第一冷 高压烃液Ll ；③将至少一部分所述第一冷高压富氢气体Vl导入步骤④所述的第二反应部分R2；④在第二反应部分R2，第二烃类原料F2在氢气存在条件下经加氢转化反应生成一个 含有氢气、烃类等组分的第二反应流出物E2 ；⑤第二反应流出物E2在第二冷高压分离部分S2完成一个冷高压分离过程，生成一个 含有第二反应流出物E2中大部分氢、大部分常规气体烃组分及少部分常规液体烃组分的 的第二冷高压富氢气体V2和一个含有第二反应流出物E2中大部分常规液体烃组分的第二 冷高压烃液L2。
2.根据权利要求1所述的组合方法，其特征进一步在于至少一部分第二冷高压富氢 气体V2返回第二反应部分R2循环使用。
3.根据权利要求1所述的组合方法，其特征进一步在于一部分第二冷高压富氢气体 V2经过膜分离氢提浓部分得到一个提浓氢并返回第二反应部分R2循环使用。
4.根据权利要求2所述的组合方法，其特征进一步在于第二冷高压富氢气体V2的氢 气体积浓度高于70%。
5.根据权利要求2所述的组合方法，其特征进一步在于第二冷高压富氢气体V2的氢 气体积浓度高于75%。
6.根据权利要求1所述的组合方法，其特征进一步在于第二烃类原料F2在第二反应 部分R2的单位重量氢耗量与第一烃类原料Fl在第一反应部分Rl的单位重量氢耗量之比 大于2. 0。
7.根据权利要求1的组合方法，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
8.根据权利要求1的组合方法，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
9.根据权利要求1的组合方法，其特征进一步在于第一烃类原料Fl主要由常规沸点 范围为100 550°C石油基烃类组成，第二烃类原料F2主要由常规沸点范围为100 530°C 煤焦油基烃类组成。
10.根据权利要求1的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分Rl的催化剂为不 耐硫的深度脱芳烃贵金属催化剂。
11.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的组合方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl的操作温度为250 480°C，操作压力为3.5 20. OMPa ；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；④第二反应部分R2的操作温度为250 480°C，操作压力为3.5 28. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。
12.根据权利要求11的组合方法，其特征进一步在于①第一反应部分Rl的操作温度为300 440°C，操作压力为3.5 15. OMPa ；②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；④第二反应部分R2的操作温度为300 440°C，操作压力为8.0 25. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为30 65°C。
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的组合方法，其特征进 一步在于包括回收第二冷高压烃液L2中溶解氢的步骤在第四分离部分S4，通过降低第二冷高压烃液L2压力，闪蒸形成一个在体积浓度上主 要由氢气组成的第四气体V4和一个主要由烃类组分组成的第四烃液L4;将至少一部分第 四气体V4送至第一冷高压分离部分与第一反应流出物El接触。
14.根据权利要求11的组合方法，其特征进一步在于包括如下回收第二冷高压烃液 L2中溶解氢的步骤在第四分离部分S4，通过降低第二冷高压烃液L2压力，闪蒸形成一个在体积浓度上主 要由氢气组成的第四气体V4和一个主要由烃类组分组成的第四烃液L4;将至少一部分第 四气体V4送至第一冷高压分离部分与第一反应流出物El接触，第四气体V4的氢气体积浓 度不低于70%。
15.根据权利要求12的组合方法，其特征进一步在于包括如下回收第二冷高压烃液 L2中溶解氢的步骤在第四分离部分S4，通过降低第二冷高压烃液L2压力，闪蒸形成一个在体积浓度上主 要由氢气组成的第四气体V4和一个主要由烃类组分组成的第四烃液L4;将至少一部分第 四气体V4送至第一冷高压分离部分与第一反应流出物El接触，第四气体V4的氢气体积浓 度不低于80%。
16.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的组合方法，其特征进一步在于①第一原料烃Fl为石油基馏分油，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 lShr—1、氢气/原料油体积比 为400 1 2000 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%;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；④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 ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度在100°C以下。
17.根据权利要求16的组合方法，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. 5% ；②第一冷高压分离部分Sl的操作温度为35 60°C ；④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4.5% ；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 ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为35 60°C。
18.根据权利要求17的组合方法，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% ；②第一冷高压分离部分Sl的操作温度为40 55°C；④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5.5% ；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7. OMPa ；⑤第二冷高压分离部分S2的操作温度为40 55°C。
19.根据权利要求1的组合方法，其特征进一步在于①第一烃类原料Fl是第二反应流出物E2的分馏部分产品，第一烃类原料Fl主要由低 硫、低氮柴油组分构成，第一反应部分Rl的催化剂为不耐硫的深度脱芳烃贵金属催化剂。
20.根据权利要求16的组合方法，其特征进一步在于①第一烃类原料Fl是第二反应流出物E2的分馏部分产品，第一烃类原料Fl主要由低 硫、低氮柴油组分构成，第一反应部分Rl的催化剂为不耐硫的深度脱芳烃贵金属催化剂。
21.根据权利要求17的组合方法，其特征进一步在于①第一烃类原料Fl是第二反应流出物E2的分馏部分产品，第一烃类原料Fl主要由低 硫、低氮柴油组分构成，第一反应部分Rl的催化剂为不耐硫的深度脱芳烃贵金属催化剂。
22.根据权利要求1的组合方法，其特征进一步在于①第三烃类原料F3是第一反应流出物El的分馏部分产品。
全文摘要
一种烃加氢转化过程组合方法，新氢FH和第一烃类原料F1在第一反应部分R1所得第一反应流出物E1在第一冷高压分离部分S1分离为第一冷高压富氢气体V1和第一冷高压烃液L1；至少一部分V1进入加工第二烃类原料F2的第二反应部分R2，第二反应流出物E2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。本发明还包括回收L2中溶解氢的步骤。本发明有节省高压操作步骤、降低氢耗等显著效果，适合于中低压低氢耗烃加氢过程(如石油基汽柴油加氢精制、蜡油加氢脱硫、低硫柴油加氢脱芳过程)与高压高耗氢烃加氢过程(比如煤焦油加氢过程)的组合。
文档编号C10G67/02GK102146298SQ201110046748
公开日2011年8月10日 申请日期2011年2月19日 优先权日2011年2月19日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂