CN101629100A - 一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自第二氢化反应流出物的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入共用的冷高压分离部分。本发明具有降低系统压力降、缩短开工、停工、事故处理时间、增强操作稳定性、降低投资的综合优点。
Description
技术领域
本发明涉及一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法。
背景技术
专利CN1128859C公开了一种烃氢化组合方法：其特征在于第一烃类原料氢化所得第一反应部分流出物，在热高压分离部分分离为热高压富氢气体和热高压烃液；至少一部分热高压富氢气体进入第二烃类原料的第二反应部分重复使用。其缺点在于增大了第一反应部分氢气循环系统总压力降。该方法未涉及含煤焦油氢化过程。
专利CN1676583A公开了一种中高温煤焦油加氢裂化工艺：其特征在于氢化精制反应段反应流出物和加氢裂化反应段反应流出物共用冷高压分离器，可明显节省投资。其缺点在于反应流出物的换热冷却、注水洗氨过程没有实现合并。
专利CN101240191A、CN101240192A公开了处理煤焦油重馏份的氢化精制-加氢裂化两段法氢化方法：其特征在于加氢裂化反应流出物循环作为氢化精制的进料。从工程技术角度分析，对于低温宜反应物含量高(比如金属含量高和或轻馏份含量高和或氧含量高)的含重馏份煤焦油而言，由于氢化保护剂和或氢化脱金属剂和或氢化脱残炭剂用量大，有时占含重馏份煤焦油整个氢化精制过程催化剂总量的20～60％，此时专利CN101240191A、CN101240192A将加氢裂化反应流出物作为氢化精制的进料的缺点主要在于：
①在含重馏份煤焦油氢化精制过程的初始的低温反应过程，对煤焦油原料形成了稀释作用，降低了反应物浓度，将增加该部分氢化催化剂用量、增大压力降；
②显著增加低温反应过程原料总量，加大反应器尺寸、增大投资、增大压力降；
③氢化精制-加氢裂化两段法工艺总体形成最长的循环氢流程，循环氢→加氢裂化→氢化精制→高分→循环氢压缩，系统压力降大，能耗高；
④总体形成流程最长的循环氢流程，反应系统开工程序(包括升温、硫化)、停工程序、事故处理程序所需时间太长；
⑤由于加氢裂化反应温度比初始氢化精制过程反应温度高的多(一般低50～170℃)，需要设置加氢裂化反应流出物冷却过程；
⑥由于加氢裂化反应温度比初始氢化精制过程反应温度高的多，一旦初始氢化精制过程冷物流中断，高温的加氢裂化反应流出物将对初始氢化精制过程的催化剂和反应器形成突然大幅度提温冲击，造成事故，威胁安全生产。
本发明的目的在于提供一种含重馏份煤焦油的氢化方法，与前述专利相比，具有降低系统压力降、缩短开工、停工、事故处理时间、增强操作稳定性、降低投资的综合优点，其特征在于：来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自第二氢化反应流出物的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入共用的冷高压分离部分。
发明内容
本发明一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，包括如下步骤：
①在第一氢化反应部分，由基于煤焦油的烃类组成的第一烃类原料完成第一氢化反应转化为第一氢化反应流出物；
②来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自步骤④的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分，分离为冷高分气、冷高分油和冷高分水；
③在第二氢化反应部分，第二烃类原料完成第二氢化反应转化为第二氢化反应流出物；
④来自第二氢化反应流出物的第二物流进入步骤②。
本发明特征进一步在于：②第一氢化反应流出物在第一热高压分离部分，分离为第一热高分气、第一热高分油，第一热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第一热高分气作为第一物流使用。
本发明特征进一步在于：④第二氢化反应流出物在第二热高压分离部分，分离为第二热高分气、第二热高分油，第二热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第二热高分气作为第二物流使用。
本发明特征进一步在于：②第一氢化反应流出物作为第一物流使用，与第二物流混合后在热高压分离部分，分离为热高分气、热高分油，热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；热高分气经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分；④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
本发明特征进一步在于：②第一氢化反应流出物作为第一物流使用；④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
本发明特征进一步在于：冷高分油进入冷低压分离器中，在压力为0.5～4.0MPa、温度为35～70℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的冷低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的冷低分油烃液。可能存在的各热高分油，在各自的热低压分离部分，在压力为0.5～4.0MPa、温度为180～380℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的热低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的热低分油烃液。冷低分油和可能存在的热低分油进入稳定塔，在压力为0.3～2.8MPa的操作条件下，分离为富含丙烷、丁烷的稳定塔顶气、主要由轻烃组成的稳定塔顶液和主要由戊烷及其更重烃组成的稳定塔底油。
本发明特征进一步在于：冷低分油进入稳定塔的进料口，位于热低分油进入稳定塔的进料口之上。
本发明特征进一步在于：⑤在高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)的分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油作为步骤③所述第二烃类原料使用。
本发明特征进一步在于：①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
本发明特征进一步在于：①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；④加氢裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
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。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量值，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氢化处理的煤焦油，其常规沸点一般为60～550℃、通常为100～530℃。
本发明所述烃氢化指的是在氢气存在条件下的消耗氢气的烃转化过程。
本发明所述基于煤焦油的烃类，指的是新鲜煤焦油或来自煤焦油一次处理过程(分馏、分离)或二次处理过程(热加工如减粘、焦化和浅度氢化改性)的某一产品或某几个产品的混合物或全部产品的混合物。
本发明所述第一烃类原料指的是基于煤焦油的烃类组成的适合于氢化处理的烃类。
本发明所述第二烃类原料指的是适合于氢化处理的烃类，可以是基于煤焦油的烃类，也可以是其它来源的烃类比如基于页岩油的烃类或基于原油的烃类。
本发明所述氢化石脑油指的是适合于作清洁石脑油组分的氢化馏份，其常规沸点一般为60～190℃、通常为60～180℃。
本发明所述氢化柴油指的是适合于作清洁柴油组分的氢化馏份，其常规沸点一般为160～370℃、通常为180～360℃。
本发明所述氢化轻馏份油指的是氢化石脑油馏份和或氢化柴油馏份，其常规沸点为60～370℃、通常为60～360℃。
本发明所述氢化重油馏份指的是常规沸点高于370℃的氢化馏份。
本发明所述氢化重油指的是主要由氢化重油馏份组成的氢化油品，有时含有沸点较低(比如300～370℃)的氢化柴油馏份。
本发明所述煤焦油，指的是适合于氢化改质的来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，通常是来自煤焦油产品的比煤沥青组分轻的馏份。因此，可以是煤造气的副产物(低温煤焦油)的馏份(由常规沸点温度低于450℃馏份组成)、也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中炼焦、高温炼焦过程)的副产物煤焦油或煤焦油馏份，其常规沸点温度通常低于550℃，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)，对于高温煤焦油馏份，进入氢化改质装置之前，通常已将其中的萘分离回收。
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比重通常为0.89～1.25，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0.1～0.4％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。
按照本发明，所述煤焦油进行氢化之前，通常经过脱水和过滤除固体颗粒的过程。
本发明所述含重馏份煤焦油，指的是含有重馏份的煤焦油、通常由煤焦油重馏份和煤焦油轻馏份组成，它可以来自罐区，也可以是初始煤焦油分离部分得到的馏份，还可以是初始煤焦油分离部分得到的两个或多个馏份的混合物。
煤焦油重油，有时含有不适合于氢化处理的煤焦油煤沥青，此时在含有煤焦油重油的初始煤焦油的分离部分，还会得到煤沥青产品。
本发明所述煤焦油分离部分，通常采用减压蒸馏分离方式操作，其减压蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)一般低于0.06MPa、通常低于0.04MPa。
按照本发明，一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，包括如下步骤：
①在第一氢化反应部分，由基于煤焦油烃类组成的第一烃类原料完成第一氢化反应转化为第一氢化反应流出物；②来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自步骤④的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分，分离为冷高分气、冷高分油和冷高分水；③在第二氢化反应部分，第二烃类原料完成第二氢化反应转化为第二氢化反应流出物；④来自第二氢化反应流出物的第二物流进入步骤②。
为了降低第一氢化反应流出物冷却过程热量损失，简化该过程流程：②第一氢化反应流出物在第一热高压分离部分，分离为第一热高分气、第一热高分油，第一热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第一热高分气作为第一物流使用。
为了降低第二氢化反应流出物冷却过程热量损失，简化该过程流程：④第二氢化反应流出物在第二热高压分离部分，分离为第二热高分气、第二热高分油，第二热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第二热高分气作为第二物流使用。
为了降低第一、第二氢化反应流出物冷却过程热量损失，简化该过程流程：②第一氢化反应流出物作为第一物流使用，与第二物流混合后在热高压分离部分，分离为热高分气、热高分油，热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；热高分气经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分；④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
为了最大限度简化流程：②第一氢化反应流出物作为第一物流使用；④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
作为冷高分油和可能存在的各热高分油的回收分离过程：冷高分油进入冷低压分离器中，在压力为0.5～4.0MPa、温度为35～70℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的冷低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的冷低分油烃液。可能存在的各热高分油，在各自的热低压分离部分，在压力为0.5～4.0MPa、温度为180～380℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的热低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的热低分油烃液。冷低分油和可能存在的热低分油进入稳定塔，在压力为0.3～2.8MPa的操作条件下，分离为富含丙烷、丁烷的稳定塔顶气、主要由轻烃组成的稳定塔顶液和主要由戊烷及其更重烃组成的稳定塔底油。作为一种优化方案，冷低分油进入稳定塔的进料口，位于热低分油进入稳定塔的进料口之上。
作为一种特例：⑤在高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)的分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油作为步骤③所述第二烃类原料使用。形成部分循环或全循环加工流程。
本发明一般操作条件为：①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
第一烃类原料为含重馏分煤焦油时本发明适宜的操作条件为：①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；④加氢裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
以下结合第一烃类原料为含重馏分煤焦油的情况，详细说明本发明。
本发明方法生产目标：
氢化石脑油的氮含量(平均值)一般低于10PPm、最好低于4PPm；
氢化柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、最好高于35。
在第一氢化精制反应部分，在第一氢化精制催化剂存在条件下，所述含重馏份煤焦油完成第一氢化精制反应，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氢化精制反应流出物。
第一氢化精制反应，通常指的是在氢气和合适的第一氢化精制催化剂存在条件下含重馏份煤焦油发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对含重馏份煤焦油完成预期的第一氢化精制反应。
所述的第一氢化精制反应部分，因含重馏份煤焦油性质(氧含量、烯烃、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同、第一氢化精制反应深度(氢化脱氧、氢化脱金属、氢化脱残炭、氢化脱硫、氢化脱氮等)的不同、预期的第一氢化精制反应终端温度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
所述第一氢化精制反应部分，使用的第一氢化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。第一氢化精制催化剂，可以是煤焦油石脑油氢化精制专用催化剂，也可以是合适的石油炼制汽油或柴油的氢化精制过程使用的具有氢化脱氧或氢化脱金属或氢化脱残炭或氢化脱硫或氢化脱氮等等功能的氢化精制催化剂及其组合。
所述第一氢化精制反应部分，根据需要可以将任一种补充硫加入第一氢化精制反应部分，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生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
第一氢化精制反应过程，对含重馏份煤焦油的氧脱除率大于50％、通常大于70％、最好大于90％。第一氢化精制反应过程，对含重馏份煤焦油的金属脱除率大于50％、通常大于90％、最好大于95％；将第一氢化精制反应流出物的金属含量一般降低至20PPm以下、通常降低至6PPm以下，最好降低至2PPm以下。第一氢化精制反应过程完成预期的第一氢化精制反应，以延缓第二氢化精制反应部分催化剂的结炭速度、延长第二氢化精制催化剂的操作周期。
在第二氢化精制反应部分，在第二氢化精制催化剂存在条件下，第一氢化精制反应流出物完成第二氢化精制反应，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氢化精制反应流出物。
本发明所述的第二氢化精制反应，通常指的是在氢气和合适的第二氢化精制催化剂存在条件下第二氢化精制反应部分烃原料发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即生产较高十六烷值柴油，该过程所得氢化柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、通常高于35；同时生产较低氮含量氢化石脑油，该过程所得氢化石脑油的氮含量(平均值)一般低于30PPm、通常10PPm、最好低于4PPm。
第二氢化精制反应流出物中氢化重油馏份需进行加氢裂化处理，第二氢化精制反应将为加氢裂化部分提供合适的原料油，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：应根据第二烃馏份性质和加氢裂化反应部分催化剂对原料性质的要求确定：一般该过程将氢化重油的氮含量降低至1500PPm以下、通常降低至800PPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将第二氢化精制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；一般该过程对第二烃馏份的残炭脱除率大于70％、通常大于90％、最好大于95％，以延缓加氢裂化反应部分加氢裂化催化剂的结炭速度、延长催化剂的操作周期。
所述的第二氢化精制反应部分，因第二氢化精制反应部分原料性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和第二氢化精制反应深度(氢化脱氧、氢化脱金属、氢化脱硫、氢化脱氮、氢化饱和)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。
所述第二氢化精制反应部分，使用的第二氢化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。第二氢化精制催化剂，可以是煤焦油柴油氢化精制专用催化剂，也可以是合适的石油炼制柴油或蜡油的氢化精制过程使用的具有氢化脱氧、氢化脱金属、氢化脱硫、氢化脱氮、氢化饱和等功能的氢化精制催化剂及其组合。
所述第二氢化精制反应部分，根据需要可以将任一种补充硫加入第二氢化精制反应部分，以保证反应部分最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂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生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
第二氢化精制反应流出物进入冷高压分离部分之前，通常向第二氢化精制反应流出物中注入洗涤水。所述第二氢化精制反应流出物通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后第二氢化精制反应流出物。洗涤水用于吸收第二氢化精制反应流出物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二氢化精制反应流出物中的硫化氢。
在冷高压分离部分，所述注水后第二氢化精制反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的冷高分水。所述冷高分水，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二氢化精制反应流出物中的氨和硫化氢，防止第二氢化精制反应流出物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，洗涤水注入第二氢化精制反应流出物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，洗涤水用于吸收第二氢化精制反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常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)。
所述的冷高压分离部分，其分离器操作压力为第二氢化精制反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与第二氢化精制反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa。
所述的冷高分气，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％的冷高分气返回氢化反应部分形成循环氢，以提供氢化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冷高分气(以下简称排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放气，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。
冷高压分离部分之前可以设置热高压分离部分。
在本文所述高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油可以作为步骤③所述第二烃类原料使用，形成循环流程。
高分油分离部分，是指将高分油液体分离为产品的步骤，其液体产品包含主要由常规沸点高于50℃的组分组成的烃油。在此，所述的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、氢化石脑油、氢化柴油、氢化重油等。
各氢化反应部分的操作条件，一般宜达到下列效果：氢化石脑油的氮含量(平均值)一般低于30PPm、通常低于10PPm、最好低于4PPm；氢化柴油的十六烷值(平均值)高于30、最好高于35。
以下详细描述本发明的第二氢化反应部分(第一烃类原料氢化得到的氢化重油的加氢裂化反应部分)。
在加氢裂化反应部分，在加氢裂化裂化催化剂存在条件下，至少一部分所述氢化重油和氢气完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的加氢裂化反应流出物。
所述加氢裂化反应部分，因其原料(氢化重油)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。
加氢裂化反应部分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。
如上所述加氢裂化反应部分，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。第二氢化精制反应部分也可以使用氢化精制催化剂和加氢裂化催化剂进行级配。
本发明所述加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，加氢裂化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份，应根据加氢裂化反应部分原料油性质、预期柴油馏份性质和加氢裂化催化剂性能确定：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30～80％、通常为45～65％。
新氢进入氢化部分补充氢化部分消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一氢化反应部分。
与现有专利技术相比，本发明的优点在于：
①避免了第二氢化反应流出物对第一氢化反应部分原料的稀释作用；
②显著降低了第一氢化反应部分原料总量，可缩小第一氢化反应器尺寸、降低投资、降低第一氢化反应部分压力降；
③氢气循环流程缩短，系统压力降降低，能耗降低；
④可显著缩短反应系统开工程序(包括升温、硫化)、停工程序、事故处理程序所需时间；
⑤简化了氢化反应流出物必须的冷却过程；
⑥第一氢化反应流出物经过高温段冷却过程(预热第一氢化反应进料)后作为第一物流，第二氢化反应流出物经过高温段冷却过程(预热第二氢化反应进料)后作为第二物流，第一物流和第二物流混合后经低温段换热器冷却降温后进入冷高压分离部分，可以实现第一氢化反应原料预热过程和第二氢化反应原料预热过程的相对独立性、稳定性，避免相互干扰。
⑦第一氢化反应流出物与第二氢化反应流出物混合后在热高压分离部分分离为热高分气、热高分油，可以实现简化流程、节省能量等综合优点。是本发明推荐方案。
实施例一
中温煤焦油性质见表1，氢化催化剂组成见表2，操作条件和产品性质见表3。在第一氢化精制反应部分，完成第一氢化精制反应转化；第一氢化精制反应流出物在第二氢化精制反应部分完成转化；来自第二氢化精制反应流出物的第一物流和来自加氢裂化反应流出物的第二物流混合、注冲洗水、冷却后进入高压分离部分，分离为高分气、高分油和高分水；全部高分气进入氢化反应部分作循环氢使用；分离生成油得到氢化石脑油、氢化柴油、氢化重油；全部氢化重油在加氢裂化反应部分转化为加氢裂化反应流出物。本发明技术方案实现了生产目的：氢化石脑油馏份的氮含量(平均值)低于3PPm、氢化柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33。
可以采用本发明各种组合技术方案，分别或同时实现本发明目的。
实施例二
第一氢化精制反应部分使用氢化保护剂、氢化脱金属催化剂。
第二氢化精制反应部分使用氢化脱残炭剂、氢化脱硫催化剂等。
实施例三
第一氢化精制反应部分使用氢化保护剂、氢化脱金属催化剂、氢化脱残炭剂。第二氢化精制反应部分使用氢化脱硫催化剂、氢化脱氮剂等。
实施例四
第一氢化精制反应部分使用氢化保护剂、氢化脱金属催化剂、氢化脱残炭剂、氢化脱硫催化剂、低活性氢化脱氮剂。第二氢化精制反应部分使用高活性氢化脱氮剂、芳烃氢化饱和剂等。
表1煤焦油性质
| 原料油 | 原料油 |
| 密度(20℃)，g/cm3馏程，℃IBP/10％30％/50％70％/90％95％粘度，40℃，mm2/s100℃，mm2/s凝点，℃残炭，m％灰分，m％机械杂质，％S，m％N，m％C，m％H，m％金属含量，μg/gCuCaMgNiVFeNa | 1.04130/214291/357417/475＜5456.2265.400.200.160.8682.46.9＜0.0127.64.70.80.1246.43.7 |
表2-1氢化精制反应部分用部分催化剂组成
表2-2加氢裂化反应部分用部分催化剂组成
| 催化剂 | 加氢裂化 |
| 形状 | 圆柱 |
| 金属含量MoO3WO3NiO | -23.0～26.06.2～7.3 |
表3操作条件和产品性质表
Claims (22)
1、一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，包括如下步骤：
①在第一氢化反应部分，由基于煤焦油的烃类组成的第一烃类原料完成第一氢化反应转化为第一氢化反应流出物；
②来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自步骤④的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分，分离为冷高分气、冷高分油和冷高分水；
③在第二氢化反应部分，第二烃类原料完成第二氢化反应转化为第二氢化反应流出物；
④来自第二氢化反应流出物的第二物流进入步骤②。
2、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
②第一氢化反应流出物在第一热高压分离部分，分离为第一热高分气、第一热高分油，第一热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第一热高分气作为第一物流使用。
3、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
④第二氢化反应流出物在第二热高压分离部分，分离为第二热高分气、第二热高分油，第二热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；第二热高分气作为第二物流使用。
4、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
②第一氢化反应流出物作为第一物流使用，与第二物流混合后在热高压分离部分，分离为热高分气、热高分油，热高压分离部分操作条件：温度为180～380℃，压力为4.0～30.0MPa；热高分气经换热器冷却降温后进入冷高压分离部分。
④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
5、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
②第一氢化反应流出物作为第一物流使用；
④第二氢化反应流出物作为第二物流使用。
6、根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
冷高分油进入冷低压分离器中，在压力为0.5～4.0MPa、温度为35～70℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的冷低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的冷低分油烃液。
可能存在的各热高分油，在各自的热低压分离部分，在压力为0.5～4.0MPa、温度为180～380℃条件下，分离为主要由氢气、甲烷、乙烷组成的热低分气气体和主要由丙烷及其更重烃组成的热低分油烃液。
冷低分油和可能存在的热低分油进入稳定塔，在压力为0.3～2.8MPa的操作条件下，分离为富含丙烷、丁烷的稳定塔顶气、主要由轻烃组成的稳定塔顶液和主要由戊烷及其更重烃组成的稳定塔底油。
7、根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
冷低分油进入稳定塔的进料口，位于热低分油进入稳定塔的进料口之上。
8、根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)的分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油作为步骤③所述第二烃类原料使用。
9、根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)的分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油作为步骤③所述第二烃类原料使用。
10、根据权利要求7所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油(包括冷高分油和可能存在的热高分油)的分离部分，得到氢化轻馏分油、氢化重油；至少一部分所述氢化重油作为步骤③所述第二烃类原料使用。
11、根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
12、根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
13、根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
14、根据权利要求13所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
15、根据权利要求7所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
16、根据权利要求15所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
17、根据权利要求8所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
18、根据权利要求17所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
19、根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
20、根据权利要求19所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
21、根据权利要求10所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：温度为30～70℃、压力为4.0～30.0Mpa；
④第二氢化反应操作条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～30.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
22、根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
①第一氢化反应部分包含第一氢化精制反应部分和第二氢化精制反应部分。
第一氢化精制反应条件为：温度为230～400℃、压力为6.0～25.0MPa、第一氢化精制催化剂体积空速为0.05～15.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
第二氢化精制反应条件为：温度为270～440℃、压力为6.0～25.0MPa、第二氢化精制催化剂体积空速为0.10～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；
②冷高压分离部分操作条件为：压力为6.0～25.0Mpa；
④氢化裂化反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、氢化裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。
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