专利名称：烃加氢转化组合方法
技术领域：
本发明属于烃加氢转化过程，特别涉及烃加氢转化过程的组合方法。
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，这里所说的烃加氢转化过程，其原料烃可以是来自石油或煤或油母页岩的烃类，原料烃的馏分范围从汽油、煤油、柴油、蜡油直到渣油，而且多数情况下上述原料都含硫。烃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，但在原料的转化深度上有着众所周知的区别。加氢处理过程是上述三类过程中最缓和的一种。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及加氢脱氮。蜡油加氢脱硫是一种重要的加氢精制过程。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。
在加氢转化过程中，含有氢气和烃类的混合原料在一个或多个反应器中与催化剂接触，通常在温度为250～530℃、压力为1.4～28.0MPa的条件下进行反应。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、加氢饱和、加氢脱氮、加氢裂化及加氢异构化。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。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，所述烃液生成油通常经分馏后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液体产品如轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油和加氢裂化尾油。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℃，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组份C1、C2、C3、C4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，它会降低循环氢氢浓度并增加氢气损失，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。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使用的氢气过程，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。
当炼油厂或化工厂在转化含硫蜡油原料以同时获得加氢脱硫过程产生的低硫催化裂化原料油和加氢裂化过程产生的馏份油及裂解尾油或低芳烃指数(BMCI值)的乙烯裂解原料油时，按照现有技术将会面临以下局面因为两种产品所要求的加氢转化过程的反应深度差异较大，其单位重量原料油的重量氢耗差异也较大，可达0.1～0.4％，即加工每吨原料的氢气成本差10～40元人民币，因此，从降低氢耗角度讲，宜设两个反应系统，选用性能差别较大的各自合适的催化剂及反应条件如反应深度、液时空速、氢油比来完成预期的加氢转化反应，但建两套装置(一套为蜡油加氢脱硫，一套为蜡油加氢裂化)投资较大，并增加运转成本；若为降低投资而用一套相对低的转化率的加氢裂化装置来完成上述两种目标，则造成其产品为催化裂化原料油的这部分原料的过度加氢转化，浪费氢气，大幅度增加成本。
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US2671754、US3026260、US3365388、US3592758、US3655551、US5026472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CN1016966B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。以上专利均未涉及原料重量转化率差异较大的烃加氢转化过程的组合方法。
本发明的目的在于提出一种组合方法，以实现烃原料转化深度不同的烃加氢转化过程的联合生产，实现合理的化学耗氢、减少高压操作步骤、降低能耗、降低溶解氢损失。
为达上述目的，本发明一种烃加氢转化组合方法包含以下步骤
(1)在第一反应部分，第一烃类原料在氢气存在条件下经加氢转化反应生成一个含有氢气、杂质气体和烃类化合物的第一反应流出物；(2)第一反应流出物在热高压分离部分完成一个热高压分离过程，生成一个含有第一反应流出物中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的热高压富氢气体和一个含有第一反应流出物中大部分常规液态烃及溶解氢的热高压烃液；(3)将至少一部分所述热高压富氢气体导入步骤(4)所述的第二反应部分；(4)在第二反应部分，第二烃类原料在氢气存在条件下经加氢转化反应生成一个含有氢气、杂质气体和烃类化合物的第二反应流出物；所述的第二反应部分的烃原料重量转化率比第一反应部分的烃原料重量转化率高5％以上；(5)第二反应流出物在冷高压分离部分完成一个冷高压分离过程，生成一个含有第二反应流出物中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的冷高压富氢气体和一个含有第二反应流出物中大部分常规液态烃及溶解气的冷高压烃液。
按照本发明方法，第一反应流出物被冷却降温至150～400℃、特别地被降温至200～350℃、最好被降温至250～350℃然后进入热高压分离部分进行分离。
本发明方法特别适合于第一反应部分执行蜡油加氢脱硫反应、第二反应部分执行蜡油加氢裂化反应。
本发明第一反应流出物采用热高压分离过程，所得携带第一反应部分产生的杂质气体和常规气态烃的热高压富氢气体在高温、高压条件下作为热氢气原料进入了第二反应部分中，因此，本发明的效果之一在于避免了常规技术的烃加氢转化过程反应流出物分离过程不可避免的低温冷却过程，可节省第一反应流出物的分离过程的换热、冷却设备，并提高了能量利用率；本发明效果之二在于实现了氢气的重复使用，因而可以降低循环氢使用量，从而降低了氢气循环系统的设备尺寸，降低投资；本发明效果之三在于使第一反应部分产生的杂质气体和常规气态烃和第二反应部分产生的杂质气体和常规气态烃集中在第二反应流出物中，从而使第一、第二反应部分产生的杂质气体如H2S、NH3的脱除实现了集中脱除，因而可提高设备利用率，降低设备投资。
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F1与沿管道2而来的氢气物流进入第一反应部分R1，在一定有效的操作条件下，完成加氢转化反应，生成一个含有氢气、杂质气体和烃类化合物的第一反应流出物E1；第一反应流出物E1沿管道4进入热高压分离部分S1完成一个热高压分离过程，生成一个含有第一反应流出物E1中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的热高压富氢气体V1和一个含有第一反应流出物E1中大部分常规液态烃(75％重量以上)及溶解氢的热高压烃液L1；热高压富氢气体V1沿管道6离开热高压分离部分S1，至少一部分所述热高压富氢气体V1导入所述的第二反应部分R2；图中示出的是全部热高压富氢气体V1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V1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，完成加氢转化反应，生成一个含有氢气、杂质气体和烃类化合物的第二反应流出物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中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的冷高压富氢气体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气的冷高压烃液L2；冷高压富氢气体V2沿管道14离开冷高压分离部分S2，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，至少一部分所述冷高压富氢气体V2返回第一反应部分R1和/或第二反应部分R2，图中示出的是冷高压富氢气体V2全部返回的情况。按照附图2，冷高压富氢气体V2返回反应部分之前进入脱H2S部分15进行脱H2S处理后，形成脱H2S的冷高压富氢气体，脱H2S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17和管18去第一反应部分R1和第二反应部分R2，一部分循环氢沿管17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R1，另一部分循环氢沿管18与沿管22而来的新氢混合后，沿管8进入第二反应部分R2中。管16中循环氢也可以全部进入第一反应部分R1或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R1和第二反应部分R2。本发明使用的新氢，按照附图2，沿管19经新氢压缩机增压后分为两路沿管20、管22去第一反应部分R1和第二反应部分R2；管19中的氢气也可以全部进入第一反应部分R1或全部进入第二反应部分R2，推荐管19中的氢气，全部经管20中进入第一反应部分R1中。进一步的，沿管23离开热高压分离部分S1的热高压烃液L1，在热低压分离部分S3完成一个热低压分离过程通过降低热高压烃液L1压力，闪蒸形成一个在体积浓度上主要由H2组成的热低压气体V3和一个主要由烃类化合物组成的热低压烃液L3，沿管26离开热低压分离部分S3的热低压气体V3在冷低压分离部分S4完成一个冷低压分离过程，通过降低热低压气体V3温度形成一个在体积浓度上主要由H2组成的冷低压富氢气体V4和一个冷低压烃液L4，冷低压富氢气体V4沿管28离开冷低压分离部分S4，冷低压烃液L4沿管29离开冷低压分离部分S4；将至少一部分冷低压富氢气体V4送至第一反应部分R1或和第二反应部分R2使用。进一步的，在冷低压分离部分S5完成一个冷高压烃液L2冷低压闪蒸过程通过降低沿管30离开冷高压分离部分S2的冷高压烃液L2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V5和一个主要由烃类化合物组成的冷低压烃液L5，冷低压气体V5沿管32离开冷低压分离部分S5，冷低压烃液L5沿管33离开冷低压分离部分S5。
本文中“烃加氢转化过程”一词指的是把烃类原料在消耗氢气的条件下转化为烃类产品的过程，所述加氢转化过程包括通常所述的加氢转化处理过程、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。
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“正常沸点”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正常沸点温度。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℃，轻瓦斯油正常沸点馏程约为150～350℃，而重油为正常沸点馏程约为350～540℃的瓦斯油以及沸点在350℃以上的渣油和沸点在550℃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％切割点的沸点温度。
下文中“第一加氢转化部分”一词指的是，包含所述第一反应部分R1和热高压分离部分S1以及可能使用的L1的分离步骤在内的过程；“第二加氢转化部分”包含第二反应部分R2、冷高压分离部分S2及可能使用的L2闪蒸步骤。
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，这并不对本发明的实际内容构成任何限定。
本发明过程的烃类进料可以是来自石油或煤或油母岩页或石油砂的烃类。第一烃类原料F1可为主要由沸点范围为350～550℃烃类组成，第二烃类原料F2主要是由沸点200℃～550℃、特别地是主要由300～530℃的烃类组成。特别地，第一烃类原料F1和第二烃类原料F2为同一种烃类。
对任一特定的加氢转化过程组合，其第一反应部分R1或/和第二反应部分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。第一反应部分R1或/和第二反应部分R2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加氢裂化过程的苛刻条件。缓和的加氢精制条件通常包括低压(1.4～7.0MPa)、1.0h-1以上的液时空速、循环氢流率35～350Nm3/m3原料以及低于400℃的反应温度；苛刻的加氢转化条件包括14.0～28.0MPa的压力、400～530℃的温度，0.2～0.6h-1的液时空速、循环氢流率180～3600Nm3/m3原料；适宜的加氢转化条件范围是3.5～20.0Mpa的压力，250～460℃的温度，0.4～2h-1液时空速、循环氢流率180～1800Nm3/m3原料。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。
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或/和第二反应部分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VIII、V和VI族。被选中的通常是Ni、Co、Mo、Cr、和W，有时还含有Fe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。含金属化合物催化剂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-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、但最好是沸石型的。已经证明，Y型沸石和现代改性的Y型沸石在加氢裂化过程中是特别好的催化剂。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-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R1进行第一烃类原料F1的加氢精制反应过程或加氢脱硫反应过程，而第二反应部分R2进行第二烃类原料F2的加氢裂化反应过程可以得到特别好的效果。
按照本发明，第一反应部分R1的操作温度在250℃～480℃特别地在300～440℃之间，第一反应流出物E1被冷却降温至150～400℃、特别地被降温至200～350℃、最好被降温至250～350℃然后进入热高压分离部分S1中进行分离。按照本发明，来自热高压分离部分S1的热高压富氢气体V1的压力应尽量与第一反应部分R1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0.4MPa、特别地应不高于0.2MPa。
按照本发明，含有第一反应流出物E1中大多数氢气、杂质气体、常规气态烃和少量常规液态烃的热高压富氢气体V1进入了转化第二烃类原料F2的第二反应部分R2中，热高压富氢气体V1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R1和第二反应部分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的加氢裂化反应。按照本发明，第二反应部分R2的操作温度在250～480℃、特别地在300～440℃之间。按照本发明，第二反应流出物E2，在冷高压分离部分S2分离为冷高压富氢气体V2和冷高压烃液L2。冷高压分离部分S2的操作温度在100℃以下、特别地一般为25～90℃、最好为30～60℃，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1.0MPa、最好不高于0.7MPa。
按照本发明附图2，将至少一部分冷高压富氢气体V2返回第一反应部分R1或/和第二反应部分R2循环使用。在推荐的情况下，特别是在第一反应部分R1执行加氢脱硫反应的情况下，冷高压富氢气体V2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％、特别地不宜低于75％、最好不低于80％。
按照本发明附图2，进入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％，这些富氢气体来自热高压烃液L1的分离步骤热高压烃液L1降压至0.5～5.0MPa压力条件下，在温度一般为150～400℃、特别地为200～400℃、最好为250～350℃的条件下，进入热低压分离部分S3，在此，热高压烃液分离为热低压富氢气体V3和热低压烃液L3。热低压富氢气体V3，在保持其压力基本不变的条件下，冷却降温至100℃以下、特别地降至25～85℃、最好是30～65℃，然后进入冷低压分离部分S4，并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，热高压分离部分S1、热低压分离部分S3、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，热低压分离部分S3的温度与热高压分离部分S1的温度基本相同，冷低压分离部分S4的压力和热低压分离部分S3的压力基本相同。本发明通过回收烃液L1中的溶解氢，可降低装置氢气损失。
按照本发明，冷高压烃液L2在维持温度基本不变的条件下，降压至0.5～5.0MPa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S4的操作压力相比基本相同或略低0.3～1.4MPa。当不使用第二冷低压分离部分S5步骤时，冷高压烃液体L2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S5。
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R1 280～460℃ 3.5～20.0MPa热高压分离部分S1200～400℃ 3.5～20.0MPa第二反应部分R2 280～460℃ 3.5～20.0MPa冷高压分离部分S235～60℃3.5～20.0MPa热低压分离部分S3200～400℃ 0.5～5.0MPa冷低压分离部分S435～60℃0.5～5.0MPa冷低压分离部分S535～60℃0.5～5.0MPa本发明第一反应部分R1执行蜡油加氢脱硫反应，第二反应部分R2执行蜡油加氢裂化反应的情况下可以取得特别好的效果，此时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R1 300～440℃ 3.5～15.0MPa热高压分离部分S1250～350℃ 3.5～15.0MPa第二反应部分R2 300～440℃ 3.5～15.0MPa冷高压分离部分S235～60℃3.0～15.0MPa热低压分离部分S3250～350℃ 1.5～4.5MPa冷低压分离部分S435～60℃1.5～4.5MPa
冷低压分离部分S535～60℃1.2～4.5MPa并且第一烃类进料F1主要由沸点为350～550℃烃类组成。
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)。
本发明第一加氢转化部分的反应流出物E1的油、气分离过程为热分流程，但热高压分离气V1中的来自第一加氢反应部分R1生成的杂质气体和常规气态烃的排除，主要地不是利用第一加氢转化部分的生成油为溶剂，而是主要地利用第二加氢转化部分的生成油为溶剂、在第二加氢转化部分的第二反应流出物E2的油、气分离过程(冷高压分离过程)中溶解于主要由第二烃类原料F2在第二反应部分R2生成的生成油组成的冷高压烃液L2中，从而实现了热高压分离气V1中的来自第一加氢反应部分R1生成的杂质气体和常规气态烃与循环氢气的分离，因此，本发明更适合于第一反应部分R1执行低转化率反应，比如，利用脱硫选择性很高的加氢脱硫催化剂执行蜡油加氢脱硫过程，可取得降低氢气消耗、提高能量利用率和减少高压操作步骤的显著效果。
在本发明第二加氢转化部分中，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℃的较低温度。最后，经冷却后的混相物流，其气相由大量的H2和H2S、H2O、轻烃如C1、C2等组成，其液相由冷凝的烃或烃类化合物组成，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。有时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。本发明流程的第二转化部分，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。由于反应流出物中含有H2S、NH3甚至有HCl，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。多数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。
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与一定数量的补充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，重油馏分首先在第一级加氢转化区进行加氢转化脱金属，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脱硫或加氢裂化。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。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2描述的方法还包括离开热低压分离部分S3的顶部物流V3的热量排除(转移的回收)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。使用如换热器和透平这样的常规设备以从过程中回收这些能量。
当第二转化部分的第二反应部分R2使用多个反应器时，热高压分离气V1可以进入任一反应器入口，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，V1接触第二反应部分R2催化剂床层的方式，不受任何限制。
实施例第一加氢转化过程，其烃类原料F1为沸程为350～530℃的蜡油，F1含硫量大于2.0％重量，F1流率125t/h，F1加氢转化反应在一台设有以加氢脱硫为主要目的的加氢转化催化剂床层的反应器内进行，生产的硫含量低于2000PPm的加氢转化蜡油可作催化裂化装置原料油使用。
第二加氢转化过程，其烃类原料F2为沸程为340～525℃蜡油，F2含硫量大于2.0％重量，F2流率188t/h。F2加氢裂化反应在二台串联的反应器内进行，F2首先通过的那一台反应器设有加氢转化脱金属催化剂床层和加氢转化脱氮催化剂床层，该反应器任务是生产脱氮油，脱氮过程的烃原料化学耗氢量比第一加氢转化过程烃原料化学耗氢量高0.35％(对烃原料重量)，作为第二台反应器进料使用，第二反应器的目标是使脱氮油中沸点于350℃馏份，有约50％(重量)被转化为沸点低于350℃的转化物，第二台反应器设有裂化催化剂床层。
现在按本发明，将上述两个过程组合一起，其各步骤的主要操作条件见下表范 围 较佳值第一反应部分R1温度℃ 300～460 340～430入口氢油体积比 500∶1第二反应部分R2入口/出口温度℃ 300～460 340～430热高压分离部分S1温度℃ 200～380 300～350压力MPa 3.5～18.0 8.0～13.0冷高压分离部分S2温度℃ 40～65 50热低压分离部分S3温度/压力℃/Mpa 200～380/1～4 300～350/2.7冷低压分离部分S4温度/压力℃/MPa 40～65/1～438/2.5冷低压分离部分S5温度/压力℃/MPa 40～65/1.5～4 50/2.0按照上述条件运行的实施例，自冷低压分离部分S4排出的冷低压富氢气体V4被回收返回反应部分使用，其氢气体积浓度约78％，流量约2400NM3/h，其中含氢气组份约174kg/h。
本实施例中，自冷高压分离部分S2获得的冷高压富氢气体经用醇胺水溶液为溶剂的脱硫化氢处理部分后，返回反应部分循环使用，其流率约330000Nm3/h，其氢组份体积浓度可达80％。
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热高压分离气冷却、分离、脱硫化氢、循环压缩、升温步骤，很自然，有关的高压设备、机组、管道、仪表等设备器材及相关工程被节省；(2)避免了热高压分离气V1经历使用空气冷却和或水冷却器的150～50℃的降温过程，从而降低能量损失约3140kw，并可转化为330℃高温位热能，相当于节省热值为41800KJ/kg的燃料240kg/h，按年开工8000小时计，合燃料1920t/a；(3)节省循环氢量约54000Nm3/h；(4)回收溶解氢174kg/h；(5)工程投资可节省4000万元人民币以上。
若考虑本发明提高装置规模，从而降低公用工程投资，本发明的优越性就更加突出了。
尽管本实施例表述的是以主要目的为加氢脱硫的加氢转化过程和加氢裂化过程的组合，但它所表明的发明效果，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
1.一种烃加氢转化组合方法，包含以下步骤(1)在第一反应部分R1，第一烃类原料F1在氢气存在条件下经加氢转化反应生成一个含有氢气、杂质气体和烃类化合物的第一反应流出物E1；(2)第一反应流出物E1在热高压分离部分S1完成一个热高压分离过程，生成一个含有第一反应流出物E1中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的热高压富氢气体V1和一个含有第一反应流出物E1中大部分常规液态烃及溶解氢的热高压烃液L1；(3)将至少一部分所述热高压富氢气体V1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、杂质气体和烃类化合物的第二反应流出物E2；所述的第二反应部分R2的烃原料重量转化率比第一反应部分R1的烃原料重量转化率高5％以上；(5)第二反应流出物E2在冷高压分离部分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中大多数氢气、杂质气体和常规气态烃及少量常规液态烃的冷高压富氢气体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气的冷高压烃液L2。
2.根据权利要求1所述的组合方法，其特征进一步在于将至少一部分所述冷高压富氢气体V2返回第一反应部分R1或/和第二反应部分R2循环使用。
3.根据权利要求1所述的组合方法，其特征进一步在于将至少一部分冷高压富氢气体V2先经脱H2S处理部分15脱除H2S后，形成一个脱除H2S的富氢气体并返回第一反应部分R1或/和第二反应部分R2循环使用。
4.根据权利要求2所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度不低于70％。
5.根据权利要求2所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度不低于75％。
6.根据权利要求1或2或3或4或5所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1进行第一烃类原料F1的加氢精制反应过程而第二反应部分R2进行第二烃类原料F2的加氢裂化反应过程。
7.根据权利要求6所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1进行第一烃类原料F1的加氢脱硫反应过程。
8.根据权利要求1或2或3或4或5所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1的操作温度为250℃～480℃，操作压力为3.5～20.0MPa；热高压分离部分S1操作温度为150～400℃；第二反应部分R2的操作温度为250～480℃，操作压力为3.5～20.0MPa；冷高压分离部分S2的操作温度在100℃以下。
9.根据权利要求8所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1的操作温度为300℃～440℃，操作压力为3.5～15.0MPa；热高压分离部分S1操作温度为250～350℃；第二反应部分R2的操作温度为300～440℃，操作压力为3.5～15.0MPa；冷高压分离部分S2的操作温度为30～65℃。
10.根据权利要求1或2或3或4或5所述的组合方法，其特征进一步在于第一烃类原料F1主要由沸点范围为350～550℃烃类组成，第二烃类原料F2主要由沸点范围为300～530℃烃类组成。
11.根据权利要求1或2或3或4或5所述的组合方法，其特征进一步在于第一烃类原料F1和第二烃类原料F2为同一种烃类。
12.根据权利要求2所述的组合方法，其特征进一步在于包括如下所述回收热高压烃液L1中溶解氢的步骤热高压烃液L1在热低压分离部分S3完成一个热低压分离过程通过降低热高压烃液L1压力，闪蒸形成一个在体积浓度上主要由H2组成的热低压气体V3和一个主要由烃类化合物组成的热低压烃液L3；热低压气体V3在冷低压分离部分S4完成一个冷低压分离过程通过降低热低压气体V3温度形成一个在体积浓度上主要由H2组成的冷低压富氢气体V4和一个冷低压烃液L4；将至少一部分冷低压富氢气体V4送至第一反应部分R1或/和第二反应部分R2使用。
13.根据权利要求12所述的组合方法，其特征进一步在于将至少一部分冷高压富氢气体V2先经脱H2S处理部分脱除H2S后形成一个脱除H2S的富氢气体并返回第一反应部分R1或/和第二反应部分R2循环使用。
14.根据权利要求12所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度不低于70％。
15.根据权利要求12所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷高压富氢气体V2的氢气体积浓度不低于75％。
16.根据权利要求12所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷低压富氢气体V4的氢气体积浓度不低于75％。
17.根据权利要求12所述的组合方法，其特征进一步在于所述冷低压富氢气体V4的氢气体积浓度不低于80％。
18.根据权利要求12或13或14或15或16或17所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1进行第一烃类原料F1的加氢精制反应过程而第二反应部分R2进行第二烃类原料F2的加氢裂化反应过程。
19.根据权利要求18所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1进行第一烃类原料F1的加氢脱硫反应过程。
20.根据权利要求12或13或14或15或16或17所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1的操作温度为250℃～480℃，操作压力为3.5～20.0Mpa；热高压分离部分S1操作温度为150～400℃；第二反应部分R2的操作温度为250～480℃，操作压力为3.5～20.0Mpa；冷高压分离部分S2的操作温度在100℃以下。
21.根据权利要求20所述的组合方法，其特征进一步在于第一反应部分R1的操作温度为300℃～440℃，操作压力为3.5～15.0Mpa；热高压分离部分S1操作温度为250～350℃；第二反应部分R2的操作温度为300～440℃，操作压力为3.5～15.0Mpa；冷高压分离部分S2的操作温度为30～65℃。
22.根据权利要求要求12或13或14或15或16或17所述的组合方法，其特征进一步在于第一烃类原料F1主要由沸点范围为350～550℃烃类组成，第二烃类原料F2为主要由沸点范围为300～530℃烃类组成。
23.根据权利要求12或13或14或15或16或17所述的组合方法，其特征进一步在于；第一烃类原料F1和第二烃类原料F2为同一种烃类。
全文摘要
一种烃加氢转化组合方法:第一烃类原料F1的第一反应部分R1的流出物E1在热高压分离部分S1分离为热高压富氢气体V1和热高压烃液L1;至少一部分V1进入第二烃类原料F2的第二反应部分R2,第二反应部分R2流出物E2在冷高压分离部分S2分离为冷高压富氢气体V2和冷高压烃液L2。本发明还包括回收L1中溶解氢的步骤。本发明有降低氢耗、节省高压操作步骤和降低能耗的显著效果,特别适合于加氢脱硫与加氢裂化的组合。
文档编号C10G65/02GK1260376SQ9910387
公开日2000年7月19日 申请日期1999年3月8日 优先权日1999年3月8日
发明者何巨堂, 汤尔林 申请人:中国石化集团洛阳石油化工工程公司