CN101041783A - 一种煤焦油加氢转化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种煤焦油加氢转化方法。煤焦油原料在第一反应部分转化为第一反应流出物，第一反应流出物在第一热高压分离部分分离得到第一热高分油；第一热高分油在第二反应部分转化为第二反应流出物。本发明为富氧煤焦油和宽馏分煤焦油的利用提供了一种加氢转化方法。
Description
技术领域
本发明涉及一种高氮含量、高芳烃含量烃类的加氢转化方法；特别地讲本发明涉及一种煤焦油加氢转化方法；更特别地讲本发明涉及一种宽馏分煤焦油或富氧煤焦油加氢裂化生产柴油组分的方法。
背景技术
本发明所述煤焦油，指的是适合于加氢处理的煤焦油，通常是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品中的比煤沥青组分轻的馏分。因此，所述煤焦油可以是煤造气产生的低温煤焦油的轻馏分(由常规沸点温度低于450℃馏分组成)、也可以是煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)产生的低温煤焦油或中温煤焦油或高温煤焦油轻馏分，其常规沸点温度通常低于530℃，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。由于萘价格高(约7000元/吨)，对于高温煤焦油轻馏分，进入加氢装置之前，通常已将其中的萘回收。
在煤焦油或其它高氮含量、高芳烃含量烃类生产柴油组分的加氢裂化过程中，由于原料氮含量高，原料油加氢精制产物氨含量高，如采用“加氢精制+加氢裂化”一段串联流程，裂化催化剂进料中的氨含量高，裂化反应过程氨分压高，将降低裂化催化剂活性，从而大大增加裂化催化剂数量、增加工程投资。宜将加氢精制产物中的氨脱除，然后对脱氨加氢精制产物进行加氢裂化。
在富氧煤焦油加氢裂化生产柴油组分的过程中，高沸点(比如常规沸点温度高于370℃或高于300℃)的馏分经历深度加氢精制过程完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和后，还必须经历加氢裂化过程完成深度芳烃饱和和部分开环裂化后，才能转化为合适的柴油组分，但富氧煤焦油原料加氢精制产物水含量高，为降低加氢过程水分压被迫采用过大的氢气/原料油体积比、且精制和裂化过程不宜(甚至不能)采用一段串联流程(对裂化催化剂造成水热失活效应，催化剂寿命明显缩短)，采用两段流程则大大增加工程投资和运转费用。宜将加氢精制产物中的水脱除，然后对脱水加氢精制产物进行加氢裂化。
在宽馏分煤焦油加氢裂化生产柴油组分的过程中，常规沸点温度低的(比如低于370℃或低于300℃)的馏分经历深度加氢精制过程即可完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和转化为合适的柴油组分；而常规沸点温度高的(比如高于370℃或高于300℃)的馏分在经历深度加氢精制过程完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和后，还必须经历加氢裂化过程完成深度芳烃饱和和部分开环裂化后，才能转化为合适的柴油组分。因此，宽馏分煤焦油原料加氢裂化生产柴油组分的过程对轻、重馏分要求的加氢深度差异较大，经历深度加氢精制过程后，宜单独对重馏分进行加氢裂化，即要求将加氢精制产物中的轻、重馏分分离开来，然后对加氢精制产物的重馏分进行加氢裂化。
将煤焦油原料第一加氢反应产物经热高压分离部分得到的热高分油作为第二加氢反应部分原料生产第二加氢反应产物的加氢转化方法，未见报道。
因此，本发明的第一目的在于提供一种宽馏分煤焦油加氢裂化生产柴油组分的方法。
本发明的第二目的在于提供一种富氧煤焦油加氢裂化生产柴油组分的方法。
本发明的第三目的在于提供一种煤焦油加氢转化方法。
本发明的第四目的在于提供一种高氮含量、高芳烃含量烃类的加氢转化方法。
发明内容
本发明一种煤焦油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在第一反应部分，在第一加氢催化剂存在条件下，所述煤焦油与氢气完成第一加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第一反应流出物；
②在第一热高压分离部分，所述第一反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的第一热高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体；
③在第一冷高压分离部分，所述第一热高分气气体分离为：一个在体积上主要由氢气组成的第一冷高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油液体；
④在第二反应部分，在第二加氢催化剂存在条件下，至少一部分所述第一热高分油液体和氢气完成第二加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物；
⑤回收第二反应流出物中的第二反应生成油和氢气。
如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于：第一反应部分在温度为300～440℃、压力为8.0～25.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第一加氢反应；第一热高压分离部分在温度为200～400℃、压力为8.0～25.0MPa的条件下操作；第二反应部分在温度为330～460℃、压力为8.0～25.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第二加氢反应。
如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于：第一反应部分在温度为330～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第一加氢反应；第一热高压分离部分在温度为250～380℃、压力为10.0～20.0MPa的条件下操作；第二反应部分在温度为350～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～1.5hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第二加氢反应。
如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于：第一反应部分在加氢精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1的条件下完成加氢精制反应；第二反应部分在加氢裂化催化剂体积空速为0.4～1.5hr-1的条件下完成加氢裂化反应。
如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于：第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于300℃的组分进入第一热高分油液体中。
如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于：第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于350℃的组分进入第一热高分油液体中。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
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℃条件下液体密度与常压、15.6℃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℃的常规液体烃。
本发明所述的柴油组分或柴油馏分指的是常规沸点为200～375℃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加氢转化物如水、氨、硫化氢等。
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。
本发明所述煤焦油，指的是适合于加氢处理的煤焦油，由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述煤焦油的性质，有机氧含量通常为0.3～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～530℃通常为120～510℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、通常无机水含量为0.2～5.0％。
本发明所述富氧煤焦油，指的是有机氧含量高于2.5％、特别地高于4.0％的煤焦油，且其最重组分须经加氢裂化过程才能转化为柴油组分。
本发明所述宽馏分煤焦油，指的是含有常规沸点高于300℃馏分和常规沸点低于300℃馏分的煤焦油，且其最重组分须经加氢裂化过程才能转化为柴油组分。
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处理过程包含两个加氢反应系统(第一加氢反应系统和第二加氢反应系统)和两个配套的生成油分离系统(第一生成油分离系统和第二生成油分离系统)。第一生成油分馏系统分离出的某一常规液体馏分产品(通常是最重馏分产品)作为第二加氢反应系统的原料油，两个加氢反应系统在原料油流程上形成总体串联流程。
本发明所述的第一反应生成油，指的是在第一反应部分煤焦油原料转化产生的常规液体烃。
本发明所述的第二反应生成油，指的是在第二反应部分由第一热高分油转化产生的常规液体烃。
以下详细描述本发明的第一反应部分。
煤焦油原料进入第一反应部分之前，通常进行脱水处理和过滤脱固体颗粒处理。
在第一反应部分，在第一加氢催化剂存在条件下，所述煤焦油与氢气完成第一加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第一反应流出物；
本发明所述的第一加氢反应，通常指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下煤焦油发生的耗氢的精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即为第二反应部分(通常为加氢裂化部分)提供合适的原料油，应根据原料煤焦油性质和第二反应部分催化剂对原料性质的要求确定：一般该过程将第一反应生成油的氮含量降低至1500PPm以下、通常降低至800PPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将第一反应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；一般该过程对原料煤焦油的残炭脱除率大于70％、通常大于90％、最好大于95％，以延缓第二反应部分加氢催化剂的结炭速度，延长第二反应部分催化剂的操作周期。
第一反应部分的操作条件通常为：温度为300～440℃、压力为8.0～25.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
第一反应部分的操作条件宜为：温度为330～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；其中最好第一反应部分在加氢精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1的条件下完成加氢精制反应。
所述的第一反应部分，因煤焦油原料性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和第一加氢反应深度(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)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。
所述第一反应部分，使用的第一加氢催化剂通常包含加氢精制催化剂，所述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和混装。加氢精制催化剂可以是合适的石油炼制柴油和/或蜡油/或重油的加氢精制过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢脱残炭、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，故在加氢精制催化剂前使用加氢脱金属催化剂。
所述第一反应部分，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比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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加氢转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，在第一热高压分离部分，所述第一反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的第一热高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体。第一热高压分离部分的操作温度通常为200～400℃、最好为250～380℃。
第一热高分气气体通常进入第一冷高压分离部分，完成分离并回收第一热高分气中的第一反应生成油和氢气。
在第一冷高压分离部分，在第一热高分气进入第一冷高压分离器之前，通常向第一热高分气中注入洗涤水。所述第一热高分气通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后第一热高分气。洗涤水用于吸收第一热高分气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第一热高分气中的硫化氢。
所述第一冷高压分离部分包含注水后第一热高分气的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后第一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30～70℃、最好30～60℃。
在第一冷高压分离部分，所述第一热高分气气体分离为：一个在体积上主要由氢气组成的第一冷高分气气体、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油液体、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的第一冷高分水液体。所述第一冷高分水液体，其中氨的含量一般为1～15％(w)，最好为3～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收第一热高分气中的氨和硫化氢，防止第一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。
所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入第一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；再一方面，洗涤水用于吸收第一反应产物中的氨，防止第一冷高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常第一冷高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。
所述的第一冷高压分离部分，其分离器操作压力为第一反应部分压力减去实际压力降，第一冷高压分离部分操作压力与第一反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa。
所述的第一冷高分气气体，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％(v)。
如前所述至少一部分、通常为85～100％的所述第一冷高分气气体返回第一反应部分形成循环氢气，以提供第一反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证第一循环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第一冷高分气气体(以下简称第一冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第一冷高分气排放气，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和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
第一新氢进入第一反应部分以补充第一反应部分消耗的氢气，第一新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。
本文所述第一冷高分油分离部分，是指第一冷高分油液体分离为窄馏分产品的步骤，其窄馏分产品比如主要由常规沸点高于200℃的组分或主要由常规沸点高于250℃的组分组成的烃油，可作为第二反应部分原料油使用以提高其氢含量。在此，所述的第一冷高分油首先降低压力、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、石脑油馏分、重馏分等。
本发明的目的在于：为了充分发挥第二反应部分的加氢催化剂性能，在第一热高压分离部分对第一反应流出物进行热态分离脱出氨和/或水和/或轻馏分，得到第一热高分油作为第二反应部分的原料油。因此可以将第一热高分油经过其它分离步骤进一步脱出氨和/或水和/或轻馏分后再引入第二反应部分。
与两段法相比，本发明的优点在于：
①对煤焦油或其它高氮含量、高芳烃含量烃类生产柴油组分的加氢裂化过程，采用简单的分离流程，将加氢精制产物中的氨分离开来，然后对脱氨加氢精制产物进行加氢裂化，降低了裂化反应过程氨分压，可提高裂化催化剂活性，从而减少裂化催化剂数量、降低工程投资；
②对富氧煤焦油加氢裂化生产柴油组分的过程，采用简单的分离流程，将加氢精制产物中的水分离开来，然后对脱水加氢精制产物进行加氢裂化，实现了“近似一段串联流程”，大大降低了工程投资和运转费用；
③对宽馏分煤焦油加氢裂化生产柴油组分的过程，采用简单的分离流程，将加氢精制产物中的轻、重馏分分离开来，然后对加氢精制产物的重馏分进行加氢裂化，使宽馏分煤焦油原料的轻、重馏分经历了各自适宜的深度差异较大的加氢反应，大大降低了氢耗，降低了工程投资和运转费用。
按照本发明，第一热高压分离部分的操作条件，一般使第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于350℃的组分、最好使第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于300℃的组分，进入第一热高分油液体中，以对其进一步加氢。
以下详细描述本发明的第二反应部分。
在第二反应部分，在第二加氢催化剂存在条件下，至少一部分所述第一热高分油液体和氢气完成第二加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物。
第二反应部分的操作条件通常为：温度为330～460℃、压力为8.0～25.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
第二反应部分的操作条件适宜为：温度为350～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～1.5hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；其中最好第二反应部分在加氢裂化催化剂体积空速为0.4～1.5hr-1的条件下完成加氢裂化反应。
所述第二反应部分，因其原料(第一重馏分)性质(氮含量、芳烃含量)的不同和预期的第二加氢反应深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
如上所述第二反应部分，通常使用的加氢催化剂包含加氢裂化催化剂，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。
如上所述第二反应部分，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。第一反应部分也可以使用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行级配。
按照本发明，回收第二反应流出物中的第二反应生成油和氢气的步骤，可能包含独立完成第二反应流出物的冷却分离过程的第二冷高压分离部分，还可能包含注水洗氨步骤、热高压分离步骤。
在第二冷高压分离步骤，第二反应流出物进入操作温度通常为30～60℃的第二冷高压分离器并分离为：一个在体积上主要由氢气组成的第二冷高分气气体，一个主要由常规气体烃、常规液体烃和溶解氢组成的第二冷高分油液体。所述的第二冷高压分离部分，其操作压力为第二反应部分压力减去实际压力降，第二冷高压分离部分操作压力与第二反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa。第二冷高分油液体在其分离部分分离出柴油馏分：在此，第二冷高分油首先降低压力、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、石脑油馏分、柴油馏分等产品。
所述的第二冷高分气气体，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％(v)。
如前所述至少一部分、通常为85～100％的所述第二冷高分气气体返回第二反应部分形成循环氢气，以提供第二反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证第二循环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第二冷高分气气体(以下简称第二冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第二冷高分气排放气，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—非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
为了简化流程和降低工程投资，可将第二反应流出物的冷高压分离部分与第一热高分气的冷高压分离部分合并：第二反应流出物进入第一冷高压分离部分，与第一热高分气气体接触并完成第二反应部分生成油和氢气的分离过程。在上述流程中，第一反应生成油和第二反应生成油混合在一起，因此，特别适合于第一反应部分加氢深度较深的情况。
第二新氢进入第二反应部分以补充第二反应过程消耗的氢气，第二新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。
为了实施本发明，在第二冷高压分离部分之前可以增加第二热高压分离步骤，在该流程中，第二反应流出物先进入操作温度通常为200～380℃、最好为250～350℃的第二热高压分离步骤并分离为：一个在体积上主要由氢气、杂质组份、常规气体烃组成的第二热高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二热高分油液体。第二热高分气气体进入第二冷高压分离部分。第二热高分油液体在第二热高分油液体分离部分(包含分离和或分馏的过程)分离出柴油馏分。第二热高分油液体分离部分与第二冷高分油液体分离部分，可以部分共用或全部共用。
为了实施本发明，可将第二热高分气气体引入第一热高分气的第一冷高压分离部分，以期简化流程和降低工程投资。在该流程中，第一反应生成油和第二反应生成油混合在一起，因此，特别适合于第一反应部分加氢深度较深的情况。
为了实施本发明，可将第二热高分气气体引入第一反应部分。在该流程中，第一反应生成油和第二反应生成油混合在一起，因此，特别适合于第一加氢反应部分加氢深度较深的情况。同时，第二热高分气气体经过第一反应部分被二次利用，可大幅度降低循环氢总量，可大幅度降低循环氢系统投资和能耗。当第一反应部分使用多个反应器时，第二热高分气可以进入任一反应器入口，或以任何其它有效方式进入第一反应部分并与其催化剂床层接触，可以作为第一反应部分冷氢使用，可取得降低循环氢气总量、减少循环氢循环过程热能损失(循环氢在空冷器和水冷器的降温过程中的热能损失)和减少高压操作步骤(第二热高分气气体和第一热高分气气体的冷却、注水洗氨步骤、油气分离步骤被合并，第二反应部分的补充硫在第一反应部分二次利用)的显著效果。
为了实施本发明，可将全部新氢引入第一反应部分或第二反应部分。
本发明典型的煤焦油加氢转化过程可以有效脱除煤焦油中的金属、氧、硫、氮，使其中至少一部分多环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，石脑油馏分产品可以作为优质催化重整原料组分、柴油馏分产品可以作为优质柴油调和组分。
本发明所述的第二反应部分的第二加氢反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，第二反应部分原料油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分，应根据第二反应部分原料油性质、预期柴油馏分性质和第二加氢催化剂性能确定：一般第二反应部分生成油的95％馏出点温度比原料煤焦油的95％馏出点温度低60℃以上、通常低100℃以上、最好低125℃以上(比如使第二反应生成油的最重馏分常规沸点温度低于365℃)，以期提高柴油馏分十六烷值、降低柴油馏分密度至预期目标，同时兼顾液体收率、简化分馏流程(比如蒽油原料加氢转化，最重馏分适合用做柴油组分，省去柴油组分与更重组分的分馏步骤)和大幅度降低过程能耗(因柴油组分为最大量产品，如存在柴油组分与更重组分的分馏步骤，则分馏能耗巨大)。当重组分不适合做柴油组分，而是需要进一步加氢裂化时，可将该重组分循环至本发明的第二反应部分，形成循环裂化流程，提高柴油收率。
实施例一
煤焦油加氢装置，加工量62.5t/h，煤焦油性质见表1，采用本发明方法，操作条件见表2，第一热高分油直接作为第二反应部分原料使用，在第一冷高分油分离部分得到的常规沸点高于240℃的馏分也作为第二反应部分原料使用。第一冷高分气氢气浓度为89％(v)。
从表3所列第一热高压分离部分分离结果可以看出：
①脱除了98.1％的水，第一热高分油仅含第一反应流出物中水的1.9％；
②脱除了99.1％的氨，第一热高分油仅含第一反应流出物中氨的0.9％；
③脱除了97％以上的常规气态烃；
④第一反应流出物中84.2％(w)的常规沸点高于300℃的组分，进入了第一热高分油液体中；
⑤第一反应流出物中91.0％(w)的常规沸点高于350℃的组分，进入了第一热高分油液体中；
实施例二
如实施例一所述过程，其生产方案改为生产燃料油时，第二反应流出物与第一热高分气混合进行分离，第二反应部分仅加上第一热高分油原料。
表1脱水煤焦油的性质
| 分析项目 | 煤焦油 | |
| 密度(20℃)：g/ml | 1.06 | |
| 倾点，℃ | 29 | |
| 总氮：％(m/m) | 0.86 | |
| 硫含量：％(m/m) | 0.16 | |
| 差值法氧含量：％(m/m) | 7.6 | |
| 炭：％(m/m) | 82.9 | |
| 氢：％(m/m) | 6.51 | |
| 粘度(100℃)：mm2/S | 7.1 | |
| 残炭，％ | 5.9 | |
| 杂质金属含量ug/g | Ca+Mg | 31 |
| Fe | 49 | |
| V | ＜0.1 | |
| Ni | ＜0.1 | |
| Na | 5 | |
| 馏程℃ | 初馏点 | 131 |
| 5％ | ||
| 10％ | 220 | |
| 30％ | ||
| 50％ | 362 | |
| 70％ | 415 | |
| 90％ | 492 | |
| 95％ | 521 | |
| 干点 | ||
表2操作条件汇总表
| 反应段 | 第一反应部分精制床层 | 第一热高压部分 | 第一冷高压部分 | 第二反应部分裂化床层 |
| 反应器压力MPa | 16.7 | 15.9 | 15.2 | 15.4 |
| 催化剂空速h-1 | ～0.4 | ～0.6 | ||
| 温度℃ | 390 | 320 | 50 | 410 |
| 反应器入口氢油比m3n/m3 | 1500∶1 | 1000∶1 |
表3第一热高压分离部分分离结果
| 组分 | 流量单位 | 第一热高分油流量 | 第一热高分气流量 | 第一热高分油中组分重量比例 | 第一热高分气中组分重量比例 |
| H2O | Kg/h | 92.4833 | 4740.0386 | 1.91％ | 98.09％ |
| H2S | Kg/h | 3.3 | 231.7001 | 1.40％ | 98.60％ |
| NH3 | Kg/h | 5.7108 | 644.2894 | 0.88％ | 99.12％ |
| H2 | Kg/h | 78.6589 | 12130.4678 | 0.64％ | 99.36％ |
| CH4 | Kg/h | 71.4831 | 8751.1699 | 0.81％ | 99.19％ |
| C2H6 | Kg/h | 50.773 | 3038.8403 | 1.64％ | 98.36％ |
| C3H8 | Kg/h | 71.4281 | 3443.0327 | 2.03％ | 97.97％ |
| i-C4H10 | Kg/h | 24.0682 | 893.1498 | 2.62％ | 97.38％ |
| n-C4H10 | Kg/h | 27.6233 | 967.9415 | 2.77％ | 97.23％ |
| NBP244 | Kg/h | 1193.2468 | 2615.1165 | 31.33％ | 68.67％ |
| NBP261 | Kg/h | 1692.3428 | 2786.561 | 37.78％ | 62.22％ |
| NBP276 | Kg/h | 2056.1648 | 2599.8076 | 44.16％ | 55.84％ |
| NBP292 | Kg/h | 1838.5399 | 1721.0397 | 51.65％ | 48.35％ |
| NBP305 | Kg/h | 1348.3727 | 974.5159 | 58.05％ | 41.95％ |
| NBP313 | Kg/h | 1002.22 | 609.566 | 62.18％ | 37.82％ |
| NBP326 | Kg/h | 392.2757 | 182.5021 | 68.25％ | 31.75％ |
| NBP336 | Kg/h | 418.4749 | 159.3167 | 72.43％ | 27.57％ |
| NBP345 | Kg/h | 674.5773 | 209.058 | 76.34％ | 23.66％ |
| NBP355 | Kg/h | 1279.2455 | 316.0812 | 80.19％ | 19.81％ |
| NBP364 | Kg/h | 1987.4789 | 398.614 | 83.29％ | 16.71％ |
| NBP380 | Kg/h | 3251.4172 | 446.7552 | 87.92％ | 12.08％ |
| NBP403 | Kg/h | 3129.2339 | 245.9765 | 92.71％ | 7.29％ |
| NBP425 | Kg/h | 2279.2068 | 101.4395 | 95.74％ | 4.26％ |
| NBP447 | Kg/h | 1320.105 | 30.9506 | 97.71％ | 2.29％ |
| NBP470 | Kg/h | 880.837 | 10.5986 | 98.81％ | 1.19％ |
| NBP491 | Kg/h | 763.5745 | 4.5613 | 99.41％ | 0.59％ |
| NBP514 | Kg/h | 773.6957 | 2.0811 | 99.73％ | 0.27％ |
| NBP530 | Kg/h | 225.2408 | 0.341 | 99.85％ | 0.15％ |
说明：NBP244为拟组分名称，表示拟组分的常规沸点为244℃，其它类推。
附图说明
附图为本发明原则流程示意图。如附图所示，煤焦油原料在第一反应部分，与氢气完成第一加氢反应，生成的第一反应流出物在第一热高压分离部分分离为第一热高分气和第一热高分油；至少一部分第一热高分油在第二反应部分和氢气完成第二加氢反应，生成第二反应流出物。
Claims (11)
1、一种煤焦油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在第一反应部分，在第一加氢催化剂存在条件下，所述煤焦油与氢气完成第一加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第一反应流出物；
②在第一热高压分离部分，所述第一反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的第一热高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体；
③在第一冷高压分离部分，所述第一热高分气气体分离为：一个在体积上主要由氢气组成的第一冷高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油液体；
④在第二反应部分，在第二加氢催化剂存在条件下，至少一部分所述第一热高分油液体和氢气完成第二加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物；
⑤回收第二反应流出物中的第二反应生成油和氢气。
2、根据权利要求1所述方法，其特征在于：第一反应部分在温度为300～440℃、压力为8.0～25.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第一加氢反应；第一热高压分离部分在温度为200～400℃、压力为8.0～25.0MPa的条件下操作；第二反应部分在温度为330～460℃、压力为8.0～25.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第二加氢反应。
3、根据权利要求2所述方法，其特征在于：第一反应部分在温度为330～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第一加氢反应；第一热高压分离部分在温度为250～380℃、压力为10.0～20.0MPa的条件下操作；第二反应部分在温度为350～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.2～1.5hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1的条件下完成第二加氢反应。
4、根据权利要求3所述方法，其特征在于：第一反应部分在加氢精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr-1的条件下完成加氢精制反应；第二反应部分在加氢裂化催化剂体积空速为0.4～1.5hr-1的条件下完成加氢裂化反应。
5、根据权利要求1或2或3或4所述方法，其特征在于：第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于300℃的组分进入第一热高分油液体中。
6、根据权利要求1或2或3或4所述方法，其特征在于：第一反应流出物中80％(w)的常规沸点高于350℃的组分进入第一热高分油液体中。
7、根据权利要求1或2或3或4所述的煤焦油加氢转化方法，其特征在于回收第二反应流出物中第二反应生成油和氢气的过程包含以下步骤：第二反应流出物进入第一冷高压分离部分。
8、根据权利要求1或2或3或4所述的煤焦油加氢转化方法，其特征在于回收第二反应流出物中第二反应生成油和氢气的过程包含以下步骤：第二反应流出物在第二热高压分离部分分离为第二热高分气和第二热高分油；第二热高分气进入第一冷高压分离部分。
9、根据权利要求1或2或3或4所述的煤焦油加氢转化方法，其特征在于回收第二反应流出物中第二反应生成油和氢气的过程包含以下步骤：第二反应流出物在第二热高压分离部分分离为第二热高分气和第二热高分油；第二热高分气进入第一反应部分。
10、根据权利要求1或2或3或4所述的煤焦油加氢转化方法，其特征在于：至少一部分在第一冷高分油液体的分离过程得到的主要由常规沸点高于200℃的组分组成的烃油作为第二反应部分原料使用。
11、根据权利要求1或2或3或4所述的煤焦油加氢转化方法，其特征在于：至少一部分在第一冷高分油液体的分离过程得到的主要由常规沸点高于250℃的组分组成的烃油作为第二反应部分原料使用。
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