专利名称：一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法
技术领域：
本发明涉及一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离；特别地讲本发明涉及一种高氮高芳烃油先加氢精制、然后“重馏分加氢裂化+轻馏分加氢改质”的两段法生产柴油组分的方法；更特别地讲本发明涉及一种蒽油先加氢精制、然后“重馏分加氢裂化+轻馏分加氢改质”的两段法生产柴油组分的方法。
背景技术：
目前已知的蒽油先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的工艺是将一段加氢生成油中常规沸点大于265°C的馏分和至少一部分常规沸点低于265°C的馏分一并引入加氢裂化过程，对于蒽油加工量低的场合具有流程简单、工程投资低的优点，但是对于大规模蒽油两段法加氢生产柴油组分的过程则存在如下缺点蒽油加氢精制生成油(一段加氢生成油)通常含有常规沸点为145 430°C的烃，其密度大、十六烷值低，需要在二段加氢过程降低其密度、提高其十六烷值，一段加氢生成油的常规沸点为350 420°C的馏分无疑需要经过加氢裂化过程才能转化为优质柴油组分；一段加氢生成油的常规沸点为265 350°C的馏分含有大量三环结构烃如二环烷基苯类，其密度大、十六烷值低，需要在二段完成加氢裂化过程降低其密度、提高其十六烧值；一段加氢生成油的常规沸点为145 265°C 的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，经过选择性开环或深度芳烃饱和即可实现降低密度、提高其十六烷值目的。对于蒽油先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的工艺，从表I所列典型芳烃及其对比氢化物沸点、凝点和密度数据可以看出，大约以联苯常规沸点(255°C)与苊常规沸点(278°C )之间的265°C作为分界线，一段加氢生成油中的常规沸点为145 265°C 的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，而其作为加氢裂化原料将发生过度裂化降低柴油收率同时增加氢耗，这是不期望的；为了避免上述问题发生，一种已知的方法是建设两套装置，将一段加氢生成油的常规沸点为265 420°C的馏分引入加氢裂化过程(包含独立的反应流出物分离过程)，将一段加氢生成油的常规沸点为145 265°C的馏分引入加氢改质过程(包含独立的反应流出物分离过程)，但是投资巨大。而本发明的目的正在于克服此缺点。因此，本发明的第一目的在于提出一种两段法蒽油加氢裂化生产柴油组分的方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离。表I典型芳烃及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表组分编号组分名称环数碳数常规沸点 0C熔点 0C芳烃密度(20°C) kg/ m3饱和轻密度(20 °C) kg/ m3I苯I680.105.5338792环己烷I680.746.57778.63异丙基苯I9152.35-96.05878.6 (OdC)4丙基环己烷I9156.75-94.455丙基苯I9159.22-99.568626邻甲基乙苯I9165.15-80.857碳九正烷烃(参照物)O9150.77-53.53717.68碳十正烷烃(参照物)O10174.12-29.67729.99Φ满(二氢化節)2177■51.5957 (15CC)10厂基环己烷I10180.95-74.7511茚2181.5-2991.512丁基苯I10183.27-88.0864.6 (15.6°C)13邻位二乙基苯I10183.4-31.24879.514反十氢萘210187.3-30.3587015顺十氢萘210195.8-43.05896.816四氢萘210207.2-31.597117二氢萘210211.52599718萘210217.980.2114519二环己烷212239.053.65886.220全氢芴313253920 (25O)21联苯212255.269.21175 (24.5 °C)22苊312278961024.2 (99°C)23芴Λ13297.9115118124苯并茚满313298.90.7106625MM312299118726六氢化蒽31429063271,2,3,4-四氢蒽314323105289，10-二氢蒽314313108.50.897 (11)29蒽314340218.5125130菲314340100.51179 (250C)315，12-二氢丁省418约400206.5322,3-苯并芴417约407208.533丁省418约450339本发明的第二目的在于提出一种两段法高氮高芳烃油加氢裂化生产柴油组分的方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离。
发明内容
本发明一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢精制反应部分IR，在氢气和一段加氢精制催化剂IRC存在条件下， 主要由常规沸点为200 500°C的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、氨、常规气体烃、常规液体烃组成的一段加氢精制反应流出物IRP ；在操作温度为100 400°C的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物IRP 分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氨组分的一段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含有溶解氢的一段热高分油液体；在一段冷高压分离部分，注水后一段热高分气分离为一个在体积上主要由氢气组成的一段冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含有氨组分的一段冷高分水液体；②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50 265°C的二环及其以下结构烃组成的轻馏分IRLD和主要由常规沸点为265 480°C的多环结构烃组成的重馏分IRHD ；③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，至少一部分来自重馏分IRHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分 IRLD的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为并联关系时， 其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P,轻懼分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢裂化反应流出物2R1P和加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为串联关系时， 其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分IRLD和加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为部分串联关系时，其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100 400°C的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV和轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。
本发明形成氢气串联流程时，其特征在于④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。本发明特别适合于第一原料烃为蒽油或基于蒽油的烃的情况。本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件通常为一段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为250 480 °C、压力为6.0 30. OMPa、一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 05 Mhr'氢气/原料油体积比为 400 I 4000 I ；一段热高压分离部分操作温度为150 350°C、压力为6. O 30. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为280 480°C、压力为6. O 30. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为260 440°C、压力为6. O 30. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；二段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa。本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件优选为一段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa、一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 15 2. Ohr-1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；一段热高压分离部分操作温度为200 350°C、压力为12. O 25. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0. 15 2. Ohr—1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O
25.OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0. 15 2. Ohr—1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；二段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa。为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，二段加氢生成油的95% 馏出点温度比第一原料烃的95%馏出点温度通常低60°C以上、一般低100°C以上、特别地低125°C以上。为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，通常一段加氢生成油的氮含量小于400PPm，二段加氢生成油的柴油全馏分的十六烷值高于28。为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明可以循环部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分二段窄馏分油品可以循环至一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。
为了改善二段加氢生成油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20°C密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品可以循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。为了减少二段反应流出物热损失，本发明在二段联合高压分离部分可以使用热高压分离部分二段加氢反应流出物进入操作温度通常为100 400°C、一般为180 350°C 的二段热高压分离部分分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段热高分油液体，二段热高分气进入二段冷高压分离部分。为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以使用第一原料烃分馏部分，在第一原料烃分馏部分，第一原料烃分离为第一原料烃轻馏分和第一原料烃重馏分。第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分IR第一反应区IRl与催化剂IRlC接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分IR第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区IRl反应流出物IRlP串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。本发明使用第一原料烃分馏部分时，通常第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于 320°C的烃组成而第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320°C的烃组成。本发明第一原料烃分馏部分的蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)宜低于0.06MPa。为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以把来自第一原料烃的加氢生成油的物流引入一段第一反应区。为了简化流程，当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265°C的烃组成时比如当一段冷高分油液体中常规沸点低于265°C的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。二段器间热高压分离部分2RSM操作温度优选为250 350°C。为了简化流程，至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C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200 375°C的烃类。本发明所述的杂质组分指的是原料油中非烃的氢化物如水、氨、硫化氢、氯化氢
坐寸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。本发明所述的两段法加氢，指的是原料转化为最终产品的加氢转化过程包含两个加氢反应部分(一段加氢精制反应部分和二段加氢反应部分)和配套的加氢生成油分离部分(可能存在的一段加氢生成油分离部分和二段加氢生成油分离部分)，两个加氢反应部分在原料油流程上形成总体串联流程。本发明方法中，两个加氢反应部分在氢气流程上也可以形成总体串联流程。本发明所述的一段加氢生成油，指的是来自一段加氢反应流出物的主要由常规液体烃组成的液体物流，本发明中所述一段加氢生成油至少包含一段热高分油，还可以包含一段冷高分油。本发明所述的二段加氢生成油，指的是来自二段加氢反应流出物的主要由常规液体烃组成的液体物流，比如二段热高分油和或二段冷高分油和或二段器间热高分油。本发明所述的一段加氢原料的加氢生成油，可以是一段加氢生成油和或二段加氢生成油。第一原料烃为高氮高芳烃原料，可以是基于蒽油的烃。基于蒽油的烃可以是蒽油或蒽油馏分或蒽油热加工(比如焦化、减粘等热加工) 等过程所得馏分或它们的混合物。一段反应部分，在加工第一原料烃的同时，可以加工第二原料烃。第二原料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氢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器间热高分油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。当第一原料烃为蒽油时，通常第二原料烃的最终加氢转化物的常规沸点不宜高于柴油范围。使用合适的第二原料烃，通过改善一段加氢精制反应部分总体原料的性质，可以改善一段加氢精制反应部分的操作条件。以下详细描述本发明。本发明一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢精制反应部分IR，在氢气和一段加氢精制催化剂IRC存在条件下, 主要由常规沸点为200 500°C的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、氨、常规气体烃、常规液体烃组成的一段加氢精制反应流出物IRP ；在操作温度为100 400°C的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物IRP 分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氨组分的一段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含有溶解氢的一段热高分油液体；在一段冷高压分离部分，注水后一段热高分气分离为一个在体积上主要由氢气组成的一段冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含有氨组分的一段冷高分水液体；②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50 265°C的二环及其以下结构烃组成的轻馏分IRLD和主要由常规沸点为265 480°C的多环结构烃组成的重馏分IRHD ；
③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，至少一部分来自重馏分IRHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分 IRLD的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为并联关系时， 其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P,轻懼分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢裂化反应流出物2R1P和加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为串联关系时， 其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分IRLD和加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为部分串联关系时，其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100 400°C的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV和轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。本发明形成氢气串联流程时，其特征在于④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。本发明特别适合于第一原料烃为蒽油或基于蒽油的烃的情况。本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件通常为—段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为250 480 °C、压力为6.0 30. OMPa、一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 05 Mhr'氢气/原料油体积比为 400 I 4000 I ；一段热高压分离部分操作温度为150 350°C、压力为6. O 30. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为280 480°C、压力为6. O 30. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为260 440°C、压力为6. O 30. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；
二段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa0本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件优选为一段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa、一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 15 2. Ohr-1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；一段热高压分离部分操作温度为200 350°C、压力为12. O 25. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 15 2. Ohr—1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0. 15 2. Ohr—1、氢气/原料油体积比为 500 I 3000 I ；二段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa。为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，二段加氢生成油的95% 馏出点温度比第一原料烃的95%馏出点温度通常低60°C以上、一般低100°C以上、特别地低125°C以上。为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，通常一段加氢生成油的氮含量小于400PPm，二段加氢生成油的柴油全馏分的十六烷值高于28。为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明可以循环部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分二段窄馏分油品可以循环至一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。为了改善二段加氢生成油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20°C密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品可以循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。为了减少二段反应流出物热损失，本发明在二段联合高压分离部分可以使用热高压分离部分二段加氢反应流出物进入操作温度通常为100 400°C、一般为180 350°C 的二段热高压分离部分分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段热高分油液体，二段热高分气进入二段冷高压分离部分。为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以使用第一原料烃分馏部分，在第一原料烃分馏部分，第一原料烃分离为第一原料烃轻馏分和第一原料烃重馏分。第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分IR第一反应区IRl与催化剂IRlC接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分IR第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区IRl反应流出物IRlP串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。本发明使用第一原料烃分馏部分时，通常第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于 320°C的烃组成而第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320°C的烃组成。本发明第一原料烃分馏部分的蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)宜低于O. 06MPa。为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以把来自第一原料烃的加氢生成油的物流引入一段第一反应区。为了简化流程，当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265°C的烃组成时比如当一段冷高分油液体中常规沸点低于265°C的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。二段器间热高压分离部分2RSM操作温度优选为250 350°C。为了简化流程，至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。本发明特别适合于蒽油两段法加氢裂化制取柴油或柴油组分的过程。以下结合蒽油两段法加氢裂化制取柴油或柴油组分的过程详细描述本发明。本发明所述作为第一原料烃的蒽油，可以是来自煤热解或其它过程的蒽油产品。 本发明所述煤焦油蒽油指的是轻质蒽油(主要由230 360°C馏分组成)、重质蒽油(主要由360 500°C馏分组成)及其混合油。由于原煤性质和炼焦工艺条件均在一定范围内变化，高温煤焦油的性质也在一定范围内变化，高温煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油蒽油的性质也在一定范围内变化。蒽油的性质，常规沸点一般为210 500°C通常为230 480°C，比重通常为I. 02 I. 25，水含量通常为O. 2
5.0%，通常金属含量为2 80PPm、硫含量为O. 4 O. 8%、氮含量为O. 6 I. 4%、氧含量为 O. 4 I. 8%。在蒽油的加氢过程中，水是不利的组分，一方面，在蒽油进入一段反应部分加氢反应器前的加热升温过程中，水的存在会加剧蒽油中酸类对管道、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，在蒽油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，蒽油脱水的方法不受限制。蒽油脱水常用的方法是加热升温后减压脱水先将蒽油在一定压力下(比如压力控制在O. 5 I. OMPa)加热至80 200°C最好是100 160°C，然后进入在负压(如压力控制在O. 025 O. 05MPa (绝对压力))下操作的脱水器(闪蒸罐或脱水塔)，含油气的水蒸汽排出脱水器顶部，经冷凝冷却后进入集液罐然后排出系统，集液罐与减压抽真空系统相连。 脱水蒽油从脱水器下部排出。工业蒽油通常还含有有害固体颗粒(比如直径大于20微米的固体颗粒)，为了防止有害固体颗粒损坏蒽油高压输送泵和沉积在一段反应部分的催化剂床层上，通常在蒽油脱水前、后的适当温度条件下进行蒽油过滤。本发明建议工业蒽油进入加氢反应部分之前进行脱水及过滤处理。本发明所述的蒽油一段加氢精制反应过程一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下蒽油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 即为二段反应部分提供合适的加氢裂化原料油，应根据原料蒽油性质和二段加氢裂化催化剂对二段原料性质的要求确定一般该过程将加氢精制生成油的氮含量降低至1500PPm以下、通常降低至SOOPPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将加氢精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、通常降低至300PPm以下，最好降低至200PPm以下；一般该过程对原料蒽油的残炭脱除率大于70%、通常大于90%、最好大于95%，以延缓二段加氢裂化催化剂的结炭速度、延长操作周期。所述的进行蒽油一段加氢精制反应过程的一段加氢精制反应部分IR，因蒽油原料性质(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，应根据具体的蒽油加氢精制过程条件确定。所述的进行蒽油一段加氢精制反应过程的一段加氢精制反应部分IR，使用的一段加氢精制催化剂IRC可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。一段加氢精制催化剂IRC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。由于蒽油金属含量通常较高，故在加氢精制催化剂前使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。所述的进行蒽油一段加氢精制反应过程的一段加氢精制反应部分IR，根据需要可以将任一种补充硫加入反应部分，以保证反应部分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蒽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，或与闻温氢!气接触后转化为硫化氢!的~■硫化碳或~■甲基~■硫等。所述的进行蒽油一段加氢精制反应过程的一段加氢精制反应部分IR，按照本发明，一段加氢反应流出物先进入一段热高压分离部分并分离为一个在体积上主要由氢气组成的含氨的一段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的一段热高分油液体。一段热高分气进入一段冷高压分离部分；一段热高分油进入一段分馏部分。如此， 可大幅度降低一段冷高分油密度，利于一段冷高压分离部分油水分离。在一段冷高压分离部分,注水后一段热高分气冷却并分离为一个在体积上主要由氢气组成的一段冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含氨的一段冷高分水液体。在一段冷高压分离部分，在一段冷高压分离器之前，通常向一段热高分气中注入洗涤水。所述一段热高分气通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)至约220 IOO0C (该温度应高于一段热高分气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。洗涤水用于吸收一段热高分气气体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的冷却、分离步骤，所述的注水后一段热高分气通常先降低温度(通常使用空气冷却器和或水冷却器)至约20 80°C、最好30 75°C，在此降温过程中，注水后一段热高分气中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收一段热高分气中的氨并进一步吸收一段热高分气中的硫化氢，形成高分水液体。最终所述注水后一段热高分气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气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含氨的一段冷高分水液体。所述一段冷高分水液体，其中氨的含量一般为I 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中的氨，防止一段冷高分气的氨浓度太高，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中的氨和硫化氢，防止一段热高分气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，其分离器操作压力为一段加氢精制反应部分压力减去实际压力降，一段冷高压分离器压力与一段加氢精制反应部分压力的差值，不宜过低或过高比如为0. 3 3. OMPa, 一般为0. 5 1. 2MPa，最好为0. 5 0. 8MPa。所述的一段冷高分气气体，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% (v)，宜不低于80% (v)，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气体可以进入加氢裂化段串联使用，如有过剩的一段冷高分气，过剩的一段冷高分气可以不经过裂化段去循环氢压缩机，推荐过剩的一段冷高分气经过裂化段冷高压分离器取得提高循环氢纯度的效果。为了提高装置投资效率，必须保证一段冷高分气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气体(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一非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，为充分发挥二段加氢裂化反应部分2R1的裂化催化剂2R1C性能，在一段加氢精制反应部分IR对蒽油进行二段加氢裂化过程前的预处理，一段加氢生成油的重馏分IRHD作为二段加氢裂化反应部分2R1的原料油使用。在一段加氢精制反应部分IR有效脱除蒽油中的金属、氧、硫、氮、残炭，使其中的至少一部分稠环芳烃饱和，使蒽油性质得到大幅度改善，得到一个脱除水、脱除氨、脱轻组分的重馏分IRHD 作为二段加氢裂化反应部分2R1的原料油。本发明所述的一段加氢生成油分离部分，指的是一段加氢生成油的分离过程，该过程使用至少一个蒸馏塔，按照本发明，在一段加氢生成油分离部分得到本发明所述的一段加氢生成油轻馏分IRLD和一段加氢生成油重馏分1RHD。本发明所述第一原料烃，通常为高氮、高芳烃烃类(比如为蒽油)，进行两段法加氢转化生产柴油时，具有如下特点一段加氢生成油通常含有常规沸点为145 430°C的烃，其密度大、十六烷值低，需要在二段加氢过程降低其密度、提高其十六烷值，一段加氢生成油的常规沸点为145 265°C的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，经过选择性开环或深度芳烃饱和即可实现降低密度、提高其十六烷值目的，而作为加氢裂化原料将发生过度裂化降低柴油收率同时增加氢耗，这是不期望的。本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照上述原则在一段分离部分分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油轻馏分IRLD和一段加氢生成油重馏分1RHD，轻馏分IRLD和重馏分IRHD在二段进行不同的降低密度加氢过程、 且二段加氢生成油联合分离。本发明所述一段加氢生成油轻馏分IRLD和一段加氢生成油重馏分1RHD，指的是将一段加氢生成油的60 480°C的馏分分离为至少两个馏分时，一个主要由常规沸点为 60 265°C的烃组成的馏分被称为轻馏分1RLD，一个主要由常规沸点为沈5 480°C的烃组成的馏分被称为重馏分1RHD。比如可以是以沈0 280°C为分离切割点，采用蒸馏分离工艺分离一段加氢生成油得到一个主要由常规沸点为60 265°C的烃组成的馏分被称为轻馏分1RLD，得到一个主要由常规沸点为265 480°C的烃组成的馏分被称为重馏分1RHD。
本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，一段加氢生成油分离部分可以是如下流程 一段热高分油减压后进入操作压力为0. 4 4. OMPa的一段热低压分离器并分离为一段热低压分离器气体和一段热低压分离器液体；一段热低分油液体进入一段稳定塔，如果一段稳定塔进料中石脑油馏分含量较少(比如少于15% )，该一段稳定塔可以是采用塔底通水蒸汽的汽提操作方案，一段稳定塔系统包含塔顶回流系统，回流罐排出稳定塔顶气和粗石脑油，塔的操作压力通常为0. 15 1. 8MPa、最好为0. 25 0. SMPa ；自一段稳定塔底部排出的含水的重馏分进入压力控制在0. 025 0. 35MPa(绝对压力)的一段分馏塔分离为轻馏分IRLD和重馏分1RHD。如果一段加氢生成油分离部分的一段稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15% )，该一段稳定塔可以是采用设塔底重沸器(通常使用加热炉、塔底产品不生产石脑油)的操作方案，一段稳定塔系统包含塔顶回流系统，回流罐排出稳定塔顶气和粗石脑油，塔的操作压力通常为0. 15 1. SMPa (绝对压力)。通常一段冷高分油减压后进入操作压力为0. 4 4. OMPa的一段冷低压分离器并分离为一段冷低压分离器气体和一段冷低压分离器液体，一段冷低压分离器液体经过换热 (通常回收一段加氢生成油分离部分的重馏分产品)及可能的加热后也可以进入一段稳定塔，但是其进料口位置通常位于一段热低压分离器液体进料口位置之上。本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，在二段加氢裂化反应部分2R1， 在氢气和二段加氢裂化催化剂2R1C存在条件下，至少一部分重馏分IRHD完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的二段加氢裂化反应流出物 2R1P0所述二段加氢裂化反应部分2R1，因其原料(重馏分IRHD等)性质(密度值、氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢裂化深度(产品柴油的密度值和十六烷值)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。二段加氢裂化反应部分2R1，使用的加氢裂化催化剂2R1C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2R1C可以是石油炼制柴油(包括劣质柴油)和/或蜡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，可以选用不掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂或少量掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂，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。为了提高柴油收率，可能需要向反应区2R1注氨。在反应区 2R1，根据需要，在加氢裂化催化剂2R1C床层前可以设置加氢精制催化剂床层，可以在加氢裂化催化剂2R1C床层后设置后续加氢精制催化剂床层对加氢裂化过程产生的影响产品质量的组分比如硫醇完成加氢精制。本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，在二段加氢改质反应部分2R2， 在氢气和二段加氢改质催化剂2R2C存在条件下，至少一部分轻馏分IRLD完成加氢改质反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的二段加氢改质反应流出物 2R2P0所述二段加氢改质反应部分2R2，因其原料(轻馏分IRLD等)性质(密度值、氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢改质深度(产品柴油的密度值和十六烷值)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。二段加氢改质反应部分2R2，使用的加氢改质催化剂2R2C可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。加氢改质催化剂2R2C可以是石油炼制柴油(包括劣质柴油)改质催化剂和/或石油炼制柴油(包括劣质柴油)的缓和加氢裂化过程使用的缓和加氢裂化催化剂及其组合，缓和加氢裂化催化剂可以选用不掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂或少量掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂，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。在反应区2R2， 根据需要，在加氢改质催化剂2R2C床层前可以设置加氢精制催化剂床层，根据需要可以在加氢改质催化剂2R2C床层后可以设置后续加氢精制催化剂床层对加氢裂化过程产生的影响产品质量的组分比如硫醇完成加氢精制。本发明所述的二段加氢反应部分包括加氢裂化反应部分2R1和加氢改质反应部分2R2，二者的流程关系可以是并联关系或串联关系或部分串联关系。以下详细描述本发明的二段加氢裂化反应部分2R1。在二段加氢裂化反应部分2R1，至少一部分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1 与二段加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段加氢裂化反应转化为二段加氢裂化反应流出物 2R1P0如上所述二段加氢裂化反应部分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。如上所述二段加氢裂化反应部分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。如上所述二段加氢裂化反应部分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， IRHD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IRHD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加氢改质反应区2R2。按照本发明，二段加氢改质反应区2R2推荐使用二段选择性加氢改质催化剂 2R2C。二段选择性加氢改质催化剂2R2C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加氢改质反应区2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C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加氢改质反应区2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C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2R2C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当二段加氢裂化反应流出物2R1P中柴油组分2R1PDC进入二段加氢改质反应部分2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C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2R2C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；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2。二段加氢改质反应部分2R2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2记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物
权利要求
1.一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢精制反应部分IR，在氢气和一段加氢精制催化剂IRC存在条件下,主要由常规沸点为200 500°C的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应， 生成一个由氢气、氨、常规气体烃、常规液体烃组成的一段加氢精制反应流出物IRP ；在操作温度为100 400°C的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物IRP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氨组分的一段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含有溶解氢的一段热高分油液体；在一段冷高压分离部分，注水后一段热高分气分离为一个在体积上主要由氢气组成的一段冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含有氨组分的一段冷高分水液体；②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50 265°C的二环及其以下结构烃组成的轻馏分IRLD和主要由常规沸点为265 480°C的多环结构烃组成的重馏分IRHD ；③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂 2R2C接触，至少一部分来自重馏分IRHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分IRLD 的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。
2.根据权利要求I所述的方法，其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物 2R2P，至少一部分加氢裂化反应流出物2R1P和至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。
3.根据权利要求I所述的方法，其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分IRLD和至少一部分加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。
4.根据权利要求I所述的方法，其特征在于③在二段加氢反应部分，重馏分IRHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100 400°C的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体 2RSMV和轻馏分IRLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。
6.根据权利要求I或2或3或4或5所述的方法，其特征在于①第一原料烃为基于蒽油的烃。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于第一原料烃为蒽油。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于一段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为250 480°C、压力为6. O 30. OMPa, 一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 05 IShf1、氢气/原料油体积比为400 : I 4000 I ；一段热高压分离部分操作温度为150 350°C、压力为6. O 30. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为280 480°C、压力为6. O 30. OMPa, 二段加氢裂化催化剂体积空速为0.05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为260 440°C、压力为6. O 30. OMPa, 二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 05 15hr_\氢气/原料油体积比为400 I 4000 I ；二段冷高压分离部分操作温度为20 80°C、压力为6. O 30. OMPa0
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于一段加氢精制反应部分IR操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa, 一段加氢精制催化剂IRC体积空速为O. 15 2. Ohf1、氢气/原料油体积比为500 : I 3000 I ；一段热高压分离部分操作温度为200 350°C、压力为12. O 25. OMPa ；一段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa ；二段加氢裂化反应部分2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa, 二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 15 2. Ohr'氢气/原料油体积比为500 I 3000 I ；二段加氢改质反应部分2R2操作条件为温度为320 440°C、压力为12. O 25. OMPa, 二段加氢裂化催化剂体积空速为O. 15 2. Ohr'氢气/原料油体积比为500 I 3000 I ；二段冷高压分离部分操作温度为30 70°C、压力为12. O 25. OMPa0
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于二段加氢生成油的95%馏出点温度比第一原料烃的95%馏出点温度低60°C以上。
11.根据权利要求9所述的方法，其特征在于二段加氢生成油的95%馏出点温度比第一原料烃的95%馏出点温度低100°C以上。
12.根据权利要求9所述的方法，其特征在于二段加氢生成油的95%馏出点温度比第一原料烃的95%馏出点温度低125°C以上。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于一段加氢生成油的氮含量小于400PPm，二段加氢生成油的柴油全馏分的十六烷值高于28。
14.根据权利要求I或2或3或4或5所方法，其特征在于部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。
15.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分二段窄馏分油品循环至一段加氢精制反应部分IR与一段加氢精制催化剂IRC接触。
16.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20°C密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。
17.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20°C密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品循环至二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。
18.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于在二段联合高压分离部分，二段加氢反应流出物进入操作温度为100 400°C的二段热高压分离部分分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段热高分油液体，二段热高分气进入二段冷高压分离部分。
19.根据权利要求18所述方法，其特征在于二段热高压分离部分操作温度为180 350°C。
20.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于在第一原料烃分馏部分，第一原料烃分离为第一原料烃轻馏分和第一原料烃重馏分。 第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分IR第一反应区IRl与催化剂IRlC接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分IR第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区IRl反应流出物IRlP串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。
21.根据权利要求20所述方法，其特征在于第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于320°C的烃组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320°C的烃组成。
22.根据权利要求20所述方法，其特征在于第一原料烃分馏部分的蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)低于O. 06MPa。
23.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于来自第一原料烃的加氢生成油的物流，进入一段第一反应区。
24.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265°C的烃组成时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。
25.根据权利要求I或2或3或4或5所述方法，其特征在于当一段冷高分油液体中常规沸点低于265°C的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。
26.根据权利要求4所述方法，其特征在于二段器间热高压分离部分2RSM操作温度为250 350°C。
27.根据权利要求26所述方法，其特征在于至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。
全文摘要
本发明涉及一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，特别适合于蒽油两段法加氢裂化生产柴油的过程分离一段加氢反应流出物得到一段加氢生成油和一段富氢气体；分离一段加氢生成油得到主要由常规沸点为50～265℃的二环及其以下结构烃组成的的轻馏分和主要由常规沸点为265～480℃的多环结构烃组成的的重馏分；在二段加氢反应部分，轻馏分和重馏分分经过不同的降低密度的加氢反应过程，二段加氢反应流出物联合分离得到二段富氢气体和二段加氢生成油。特别地，至少一部分二段富氢气体进入一段加氢反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。本发明具有提高柴油收率、降低循环氢总量、简化流程、降低投资的显著效果。
文档编号C10G65/12GK102585898SQ20111046297
公开日2012年7月18日 申请日期2011年12月15日 优先权日2011年12月15日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂