CN101892077B - 一种高压部分串联的两段法烃氢化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种高压部分串联的两段法烃氢化方法，一段加氢反应流出物经一段热高压分离部分得到一段热高分油和一段热高分气，一段热高分气经一段冷高压分离部分得到一段冷高分气和一段冷高分油，一段热高分油和一段冷高分气进入二段加氢反应部分，二段加氢反应流出物经二段冷高压分离部分得到二段冷高分气和二段冷高分油，至少一部分二段冷高分气循环返回至一段加氢反应部分。本发明具有降低循环氢总量、简化流程、降低投资的显著效果，特别适合于蒽油两段法加氢裂化生产柴油的过程。

Description

一种高压部分串联的两段法烃氢化方法

技术领域

本发明涉及一种高压部分串联的两段法烃氢化方法；特别地讲本发明涉及一种高氮、高芳烃油的高压部分串联的两段法烃氢化方法；更特别地讲本发明涉及一种蒽油先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的方法，其高压部分为串联流程。

背景技术

以蒽油为原料，采用先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的过程存在如下特点：

①蒽油加氢精制生成油(一段加氢生成油)中的常规沸点高于200℃的烃组分，性质差(密度大、十六烷值低)，需要经过加氢裂化过程才能转化为预期的柴油组分，此时，对加氢精制反应流出物设置热高压分离器，利用温度高、大量氢气降低其它组分汽相分压的作用，使加氢精制热高分油中氨含量和水含量很低，可将加氢精制热高分油直接引入加氢裂化过程的高压部分，具有减少氢气损失、降低热量损失和不设热高分油增压泵的优点；

②蒽油加氢精制生成油中的常规沸点高于200℃的馏分所占比例一般大于85％、通常大于90％，这些组分通常都需要经过加氢裂化过程才能转化为预期的柴油组分，此时，加氢裂化原料油体积流量与加氢精制原料油体积流量之比值大体为1；另一方面，通常裂化段氢油体积比与精制段氢油体积比之比值大体为1，也就是说，裂化段第一反应器入口含氢气体用量与精制段冷高分气量之比值大体为1；在加氢精制热高分气的注水洗氨过程中，绝大部分氨均进入了加氢精制冷高压分离器的冷高分水中，加氢精制冷高分气中氨含量很少，可将加氢精制冷高分气直接引入加氢裂化过程的高压部分，几乎成倍降低循环氢总量；在两段法蒽油加氢裂化过程的常规流程中，精制段氢气循环路线和裂化段氢气循环路线为并联关系，其缺点之一是循环氢总量大，循环氢压缩机部分的设备和管道尺寸大、投资高，降低循环氢总量，可以降低该部分设施投资；

③在两段法蒽油加氢裂化过程的常规流程中，精制段氢气循环路线和裂化段氢气循环路线为并联关系，其缺点之一是由于精制段氢气循环路线压力降远大于裂化段氢气循环路线压力降(与裂化段催化剂床层相比，精制段催化剂装填量大、金属沉积量大、结焦速度快)，当两段循环氢共用压缩机时，循环氢压缩机对裂化段循环氢的做功效率低，形成巨大无效能耗，精制段和裂化段形成氢气串联流程，可以避免上述缺点；

④在两段法蒽油加氢裂化过程的常规流程中，精制段氢气循环路线和裂化段氢气循环路线为并联关系，其缺点之一是如设置加氢精制热高压分离器，大部分加氢精制生成油进入加氢精制热高分油中，加氢精制冷高分油数量小，对加氢精制反应生成的甲烷、乙烷的溶解能力大大降低，循环氢氢纯度低，精制段和裂化段形成氢气串联流程后，加氢精制反应生成的甲烷、乙烷可以直接与加氢裂化生成油接触增加被吸收能力，可以提高循环氢纯度。

因此，对于具有前述蒽油加氢裂化过程特点的烃油两段法氢化过程，设法降低一段冷高分气中的影响二段催化剂性能的杂质组分数量(绝对量)达到二段催化剂能够接受的程度(比如对加氢精制反应流出物或热高分气进行注水洗氨使加氢精制冷高分气中氨含量很少)，可以将一段冷高分气的部分或全部作为二段加氢反应部分用氢气，取得降低循环氢总量、提高循环氢压缩机做功效率、提高循环氢氢纯度、简化流程的效果。

已知的两段烃氢化方法(包括本发明人的以下涉及蒽油氢化概念的在先专利申请文件)，均未涉及一段热高分油和一段冷高分气同时串联进入二段反应部分的两段法烃氢化方法。

序号  专利文件名称            申请号            公开号

①    一种蒽油加氢裂化方法    200810149874.8    CN101024780A

②    一种蒽油氢化方法        200810171313.8    CN101033409A

③    一种煤焦油氢化方法      200610071230.2    CN101041783A

④    一种烃氢化方法          200910174845.1

⑤    一种烃氢化方法          200910208465.5

因此，本发明的第一目的在于提出一种一段热高分油和一段冷高分气进入二段加氢反应部分的两段法蒽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出一种一段热高分油和一段冷高分气进入二段加氢反应部分的两段法烃油氢化方法。

发明内容

本发明一种高压部分串联的两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢催化剂存在条件下，第一原料烃完成一段加氢反应，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反应流出物；

②在一段热高压分离部分，一段加氢反应流出物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；

③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；

④在二段加氢反应部分，在氢气和二段加氢催化剂存在条件下，至少一部分一段冷高分气进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分一段热高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触进行二段加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二段加氢反应流出物；

⑤在二段冷高压分离部分，二段反应流出物分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段冷高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段冷高分油液体；

⑥至少一部分二段冷高分气循环至一段加氢反应部分。

为了进一步改善一段冷高分油性质，本发明特征进一步在于：至少一部分一段冷高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分进入二段加氢反应部分的一段冷高分油可以不经过二段第一反应区。

为了进一步改善一段脱轻组分加氢生成油性质，本发明特征进一步在于：在一段冷高分油分离部分，得到一个一段脱轻组分加氢生成油，至少一部分一段脱轻组分加氢生成油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分进入二段加氢反应部分的一段脱轻组分加氢生成油可以不经过二段第一反应区。

本发明特征进一步在于：大部分一段加氢生成油进入二段加氢反应部分。

本发明特征进一步在于：①一段加氢反应部分进行第一原料烃的加氢精制反应；④二段加氢反应部分进行一段热高分油的加氢裂化反应。

本发明特征进一步在于：第一原料烃为基于蒽油的烃，比如为蒽油。

本发明应用于蒽油加氢转化时，各步骤操作条件为：一段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段热高压分离部分操作温度为150～400℃；一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃；二段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二段冷高压分离部分操作温度为20～80℃。

本发明应用于蒽油加氢转化时，各步骤较佳的操作条件为：一段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；一段热高压分离部分操作温度为200～350℃；一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃；二段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；二段冷高压分离部分操作温度为30～70℃。

为了达到一定的转化深度，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步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：通常低60℃以上、一般低100℃以上、最好低125℃以上。

为了达到一定的转化深度，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：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。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：部分一段热高分油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：在一段冷高分油分离部分，得到一个主要由常规液体烃组成的一段脱轻组分加氢生成油，至少一部分所述一段脱轻组分加氢生成油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：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反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：分离二段加氢生成油得到二段稳定塔底油，至少一部分二段稳定塔底油循环至一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善二段加氢生成油性质，本发明应用于蒽油加氢转化时，其特征进一步在于：分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分沸程最高的二段窄馏分油品循环至二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。

为了减少二段反应流出物热损失，本发明特征进一步在于：二段反应流出物进入二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；二段热高压分离部分操作温度一般为150～400℃、宜为180～350℃。

为了回收反应热，本发明特征进一步在于：用一段加氢反应流出物或一段加氢中间反应流出物或二段加氢反应流出物或二段加氢中间反应流出物加热低温取热油得到高温取热油，高温取热油进入二段加氢生成油的分离部分的分馏塔(T)底部，与分馏塔(T)内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

为了简化流程，本发明特征进一步在于：在一段冷高分油分离部分，得到一个一段脱轻组分加氢生成油和一个一段轻组分烃油，至少一部分所述一段轻组分烃油进入二段冷高分油的分离步骤。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明特征进一步在于：在第一原料烃分馏部分，第一原料烃蒽油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第一反应区与一段第一反应区催化剂接触，第一原料烃重馏分进入一段第二反应区与一段第二反应区催化剂接触，一段第一反应区反应流出物串联通过一段第二反应区，一段第二反应区反应流出物作为一段反应流出物。

本发明特征进一步在于：第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于320℃的组分组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320℃的组分组成。

本发明特征进一步在于：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0.06MPa。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明特征进一步在于：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。

具体实施方式

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氢化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。

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存在总体串联流程。

本发明所述的一段加氢生成油，指的是一段加氢反应流出物中的由一段加氢原料烃(比如蒽油原料)转化产生的常规液体烃。

本发明所述的二段加氢生成油，指的是二段加氢反应流出物中的由二段加氢原料烃转化产生的的常规液体烃。

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。

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时，具有如下特点：

①一段加氢生成油的大部分组分，需要经过二段加氢反应部分才能转化为预期的目标组分，此时，一段加氢反应流出物在一段热高压分离部分，由于温度高和大量氢气降低其它组分汽相分压的作用，一段热高分油中氨含量和水含量很少、溶解氢含量高，可将其直接引入到二段加氢反应部分的高压系统，具有减少氢气损失、降低热能损失、不设热高分油进入二段加氢反应部分增压泵的优点；

②另一方面，二段加氢反应部分氢油体积比与一段加氢反应部分氢油体积比大体相当，在一段加氢反应流出物热高分气的注水洗氨过程，绝大部分氨均进入了一段冷高压分离部分的一段冷高分水中，一段冷高分气中氨含量很少，可将一段冷高分气直接引入到二段加氢反应部分的高压系统，大幅度降低循环氢总量；与常规的一段氢气循环路线和二段氢气循环路线为并联关系的两段法烃氢化过程相比，可降低循环氢总量，缩小循环氢压缩机部分的设备和管道尺寸，可以显著降低该部分设施造价；

③在常规的一段氢气循环路线和二段氢气循环路线为并联关系的两段法烃氢化过程中，缺点之一是当一段氢气循环路线压力与二段氢气循环路线压力降存在较大差值时，循环氢压缩机对压差较小的循环氢回路的做功效率低，形成巨大无效能耗，一段和二段形成氢气串联流程，可以避免上述缺点；

④在常规的一段氢气循环路线和二段氢气循环路线为并联关系的两段法烃氢化过程中，缺点之一是如设置一段热高压分离部分，部分或大部分一段加氢生成油进入了一段热高分油中，一段冷高分油数量小，对一段加氢反应生成的甲烷、乙烷的溶解能力大大降低，导致循环氢氢纯度低；一段和二段形成氢气串联流程，一段反应生成的甲烷、乙烷可以直接与二段生成油接触增加被吸收能力，可以提高循环氢纯度。

第一原料烃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，通过改善一段加氢反应部分总体原料的性质，可以改善一段加氢反应部分的操作条件。

以下详细描述本发明。

本发明一种高压部分串联的两段法烃氢化方法，包含以下步骤：

①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢催化剂存在条件下，第一原料烃完成一段加氢反应，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反应流出物；

②在一段热高压分离部分，一段加氢反应流出物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；

③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；

④在二段加氢反应部分，在氢气和二段加氢催化剂存在条件下，至少一部分一段冷高分气进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分一段热高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触进行二段加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二段加氢反应流出物；

⑤在二段冷高压分离部分，二段反应流出物分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段冷高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段冷高分油液体；

⑥至少一部分二段冷高分气循环至一段加氢反应部分。

为了进一步改善一段冷高分油性质，本发明特征进一步在于：至少一部分一段冷高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，由于一段冷高分油较一段热高分油为轻质油，通常经历二段加氢反应部分转化为优质油品需要的反应空速高于一段热高分油经历二段加氢反应部分转化为优质油品需要的反应空速，至少一部分进入二段加氢反应部分的一段冷高分油可以不经过二段第一反应区。

为了进一步改善一段脱轻组分加氢生成油性质，本发明方法可以包含以下步骤：在一段冷高分油分离部分，得到一个一段脱轻组分加氢生成油，至少一部分一段脱轻组分加氢生成油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分进入二段加氢反应部分的一段脱轻组分加氢生成油可以不经过二段第一反应区。

本发明适宜的烃氢化过程具备的特点是：大部分一段加氢生成油进入二段加氢反应部分。

本发明应用于第一原料烃先加氢精制后加氢裂化的两段法加氢转化过程时，一段加氢反应部分进行第一原料烃的加氢精制反应，二段加氢反应部分进行一段热高分油的加氢裂化反应。

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。

以下结合蒽油加氢裂化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℃馏分组成)、重质蒽油(主要由360～500℃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℃通常为230～480℃，比重通常为1.02～1.25，水含量通常为0.2～5.0％，通常金属含量为2～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～1.8％。

表1  工业蒽的质量标准(YB/T 5085-1996)

表2  炭黑用焦化原料油质量标准(YB/T 5174-93)

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0.5～1.0MPa)加热至80～200℃最好是100～160℃，然后进入在负压(如压力控制在0.025～0.05MPa(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10～20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。

本发明应用于蒽油加氢转化时，各步骤操作条件通常为：一段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段热高压分离部分操作温度为150～400℃；一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃；二段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二段冷高压分离部分操作温度为20～80℃。

本发明应用于蒽油加氢转化时，各步骤较佳的操作条件为：一段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；一段热高压分离部分操作温度为200～350℃；一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃；二段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；二段冷高压分离部分操作温度为30～70℃。

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800PPm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反应部分，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反应部分，使用的一段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。一段加氢精制催化剂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，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1000PPm。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。

所述的进行蒽油一段加氢精制反应过程的一段加氢反应部分，按照本发明，一段加氢反应流出物先进入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；一段热高分油作二段加氢反应部分原料油使用。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220～100℃(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30～70℃、最好30～60℃，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1～15％(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反应部分压力的差值，不宜过低或过高，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％(v)。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反应部分的裂化催化剂性能，在一段加氢反应部分对蒽油进行二段加氢裂化过程前的预处理，一段加氢反应生成油作为二段加氢反应部分的原料油使用。在一段加氢反应部分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、脱除氨的一段热高分油作为二段加氢反应部分的原料油。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，在二段加氢反应部分，在氢气和二段加氢裂化催化剂存在条件下，至少一部分一段热高分油完成加氢裂化反应，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反应流出物。

所述二段加氢反应部分，因其原料(一段热高分油等)性质(氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢裂化深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。二段加氢反应部分，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，可能需要向二段加氢反应部分注氨。在二段加氢反应部分，根据需要，在加氢裂化催化剂床层前可以设置加氢精制催化剂床层，通常在加氢裂化催化剂床层后设置后部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，在二段冷高压分离部分，所述二段加氢反应流出物冷却并分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段冷高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段冷高分油液体。所述的二段冷高压分离部分，其分离器操作压力为二段加氢反应部分压力减去实际压力降，所述实际压力降，不宜过低或过高，一般为0.3～1.2MPa，最好为0.5～0.8MPa。二段冷高压分离部分的操作温度一般为20～80℃、通常为30～70℃。在二段冷高分油分离部分，分离二段冷高分油得到柴油馏分。在二段冷高分油分离部分，二段冷高分油通常首先降低压力、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(或轻石脑油和重石脑油)、柴油馏分(或低凝点柴油和高凝点柴油)(或轻柴油和重柴油)及可能存在的更重馏分等产品。根据需要，二段加氢反应流出物可以设置注水洗氨步骤和补充硫的步骤，其原理与一段加氢反应流出物的注水洗氨步骤和补充硫步骤类同。当二段加氢反应流出物中氨含量较低时，可以不设置二段加氢反应流出物的注水洗氨步骤，可以在二段冷高分油的低压分离步骤设置注水洗氨步骤。所述的二段冷高分气，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％的所述二段冷高分气气体返回一段加氢反应部分和二段加氢反应部分形成循环氢气(作反应器入口氢气和冷氢)，以提供一段加氢反应部分和二段加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证二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二段冷高分气气体(以下简称二段冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于二段冷高分气排放气，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-非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。二段冷高分气形成的循环氢和未通过二段加氢反应部分的一段冷高分气形成的循环氢气，可以分别使用独立的循环氢压缩机，但推荐共用循环氢压缩机。按照本发明，新氢进入一段加氢反应部分和或二段加氢反应部分，以补充反应过程消耗的氢气，推荐全部新氢进入一段加氢反应部分，以最大程度提高反应过程氢气浓度。新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，可以设置二段热高压分离部分，在该流程中，二段加氢反应流出物先进入操作温度一般为150～400℃、通常为180～320℃的二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二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。二段热高分油在二段热高分油分离部分(包含分离和或分馏的过程)分离出柴油馏分。二段热高分油分离部分与二段冷高分油分离部分，可以部分共用或全部共用。

本发明典型的蒽油加氢裂化过程可以有效脱除蒽油中的金属、氧、硫、氮，使其中大部分稠环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，原料加氢最终产物石脑油馏分可以作为优质催化重整原料组分，原料加氢最终产物柴油馏分可以作为优质柴油调和组分。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，二段加氢反应部分的加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的裂化催化剂存在条件下，二段加氢反应部分原料油发生的耗氢的裂化反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即生产预期性质的柴油馏分，应根据二段加氢反应部分原料油性质、预期柴油馏分性质和裂化催化剂性能确定：一般加氢裂化生成油(二段加氢生成油)的95％馏出点温度比原料蒽油的95％馏出点温度低60℃以上、通常低100℃以上、最好低125℃以上(比如使加氢裂化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(二段加氢生成油的柴油全馏分的十六烷值一般高于28)、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(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)。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，二段加氢生成油分离部分的流程方式不受限制，比如可以是如下方式：二段冷高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃的条件下操作的二段冷低压分离器并分离为二段冷低压分离器气体和二段冷低压分离器液体；二段冷低压分离器液体经过换热(通常回收二段加氢生成油分离部分的重馏分产品和二段加氢反应流出物的热能)及可能的加热后进入二段稳定塔系统。可能存在的二段热高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa的条件下操作的二段热低压分离器并分离为二段热低分气气体和二段热低分油液体；二段热低分油液体进入二段稳定塔系统。如果二段加氢生成油分离部分的二段稳定塔进料中石脑油馏分含量较少(比如少于15％)，该二段稳定塔可以是采用塔底通水蒸汽的汽提操作方案，二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0.15～1.0MPa、最好为0.25～0.8MPa；自二段稳定塔底部排出的含水的重馏分进入在负压(如压力控制在0.025～0.05MPa(绝对压力))下操作的减压脱水塔脱除水后成为重馏分。如果二段加氢生成油分离部分的二段稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15％)，该二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，二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0.15～1.0MPa、最好为0.3～0.5MPa；二段稳定塔底部排出重馏分。如果二段加氢生成油分离部分的二段稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15％)，该二段稳定塔还可以是采用设塔底重沸器(通常使用加热炉、塔底油生产石脑油和更重产品)的操作方案，二段稳定塔系统包含塔顶回流系统，回流罐排出二段稳定塔顶气和二段粗轻油(主要由液化气组分和轻石脑油组分组成)，塔的操作压力通常为1.0～2.0MPa、最好为1.2～1.8MPa。自二段稳定塔底部排出主要由石脑油和重馏分组成的二段稳定塔底油，通常进入二段分馏塔分离为两个或多个窄馏分产品，分馏塔通常采用设塔底重沸器(通常使用加热炉)或进料加热炉的操作方案，二段分馏塔系统包含塔顶回流系统，塔的操作压力通常为0.015～0.8MPa(-0.085～0.7MPa表压)、最好为0.05～0.25MPa；自二段分馏塔底部排出主要由重馏分组成的二段分馏塔底油。根据需要，二段分馏塔可以设置一个或多个侧线汽提塔，侧线汽提塔可以采用水蒸汽汽提方式或设置重沸器或减压蒸发方式操作。

按照本发明，二段加氢生成油分离部分的二段稳定塔系统回流罐排出的二段粗轻油(主要由液化气组分和轻石脑油组分组成)，可以被进一步分离为窄馏分产品如石脑油、液化气等。一段加氢生成油分离部分如果采用一段稳定塔，一段稳定塔系统回流罐排出的一段粗轻油(主要由液化气组分和轻石脑油组分组成)，可以进入二段加氢生成油分离部分联合分离(比如与二段粗轻油一并进行分离)。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，二段加氢生成油分离为两个或多个窄馏分油品，部分或全部二段加氢生成油窄馏分油品(通常是沸程最高者)循环至一段加氢反应部分与一段加氢精制催化剂接触构成部分或全部“精制裂化大循环流程”。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，二段加氢生成油分离为两个或多个窄馏分油品，部分或全部二段加氢生成油窄馏分油品(通常是沸程最高者)循环至二段加氢反应部分与二段加氢裂化催化剂接触构成部分或全部“裂化小循环流程”。

按照本发明，可以将部分二段冷低分油加压后循环至二段冷高压分离部分增加二段冷高分油数量，增强二段冷高分油溶解二段冷高分气中常规气体烃能力，提高二段冷高分气氢气纯度。

按照本发明，可以将部分二段冷低分油加压后与二段冷高分气混合吸收甲烷和乙烷组分后进入循环氢压缩机入口分液罐完成气液分离得到循环氢，提高循环氢氢纯度。

按照本发明，可以使用CN101067095A的一种烃类氢化过程热量回收方法，在二段加氢生成油分离部分设置循环取热油系统，回收一段加氢中间反应流出物或一段加氢最终反应流出物或二段加氢中间反应流出物或二段加氢最终反应流出物的热能，可用于二段加氢生成油分离部分以提供二段分馏塔(T)塔底重沸热或加热冷物流，可降低加热炉负荷取得降低加热炉投资和降低燃料耗量的效果，同时降低冷氢用量(降低循环氢系统规模)取得降低高压氢循环系统投资和降低循环氢热损失的效果。此时，反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油可以进入二段分馏塔(T)底部，与二段分馏塔(T)内液相物流混合后，再分流、放热成为低温取热油循环使用。

本发明一段冷高分油的回收方式有多种，当一段冷高分油含水量较少能满足二段加氢催化剂的限制性要求时，可以是如下方式：一段冷高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢反应部分催化剂接触，如此可以简化流程，改善一段冷高分油常规液体烃组分质量。根据一段冷高分油常规液体烃组分质量情况，一段冷高分油进入二段加氢反应部分的位置，可以是最前端的催化剂床层，也可以是后续的催化剂床层，可以作中间反应产物冷却介质用。

本发明一段冷高分油的回收方式可以是如下方式：在不使用分馏塔的前提下，脱除一段冷高分油中溶解的常规气体烃，降低进入二段加氢反应部分与二段加氢反应部分催化剂接触的一段脱气加氢生成油(加氢精制脱气生成油)中的常规气体烃数量，利于提高循环氢氢浓度。

一段冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：一段冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的一段冷低压分离器并分离为一段冷低分气体和一段冷低分油液体。一段冷低分油液体作为一段脱气加氢生成油去二段加氢反应部分。一段冷高分油进入一段冷低压分离器之前，一段冷高分油减压后可以与水物流混合后进入一段冷低压分离器并分离为一段冷低分气体、一段冷低分油液体和一段冷低分水液体，注水目的是降低去二段加氢反应部分的一段冷低分油的氨含量。

一段冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：一段冷高分油进入在压力一般为1.0～6.0MPa(通常为1.5～4.0MPa)、温度一般为20～80℃(通常为30～70℃)的条件下操作的一段一级冷低压分离器并分离为一段一级冷低分气气体和一段一级冷低分油液体；一段一级冷低分油液体进入在压力一般为0.2～2.0MPa(通常为0.4～1.0MPa)、温度一般为20～80℃(通常为30～70℃)的条件下操作的一段二级冷低压分离器并分离为一段二级冷低分气气体和一段二级冷低分油液体。一段二级冷低分油作为一段脱气加氢生成油去二段加氢反应部分。一段一级冷低分气的氢气含量高最终适于作氢回收原料气，一段二级冷低分气的氢气含量低最终适于作燃料气。

本发明一段冷高分油的回收方式可以是如下方式：在一段冷高分油分离部分，一段冷高分油在一段冷低压分离器分离得到的一段冷低分油进入一段稳定塔系统，在此将一段冷低分油分离为气体、粗石脑油和可能存在的重组分物流，可以将重组分物流引入到二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。一段稳定塔系统操作方式的选择原则，与二段加氢生成油分离部分的二段稳定塔系统操作方式的选择原则类同。

本发明第一原料烃蒽油进入一段加氢反应部分之前，可以经过第一原料烃分馏部分分离为第一原料烃轻馏分和第一原料烃重馏分，第一原料烃轻馏分主要由常规沸点较低的组分(比如常规沸点低于320℃组分)组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点较高的组分(比如常规沸点低于320℃组分)组成。第一原料烃分馏部分，通常采用减压蒸馏的离方式操作，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。第一原料烃轻馏分与第一原料烃重馏分相比，分子平均碳数较少，胶质含量较，起始反应温度较低，适宜的催化剂性质差别较大，本发明将第一原料烃轻馏分引入一段加氢反应部分的一段第一反应区与一段第一反应区催化剂接触，将第一原料烃重馏分引入一段加氢反应部分的一段第二反应区与一段第二反应区催化剂接触，一段第一反应区反应流出物串联通过一段第二反应区改善一段第二反应区原料油性质和反应条件，一段第二反应区反应流出物作为一段反应流出物。当将芳香度低的氢含量高的烃油比如来自蒽油加氢生成油的烃组分引入一段第一反应区时，蒽油一段加氢反应总体过程的原料油性质被显著改善了，有利于延长操作周期。

按照本发明，将一段热高分油引入到二段加氢反应部分的二段第一反应区，可以将至少一部分一段冷高分油或一段冷高分油的脱轻组分油引入到二段加氢反应部分的二段第二反应区，对二段加氢反应部分的不同性质的原料实现了分类加工(形成不同的反应空速)，可以提高一段冷高分油或一段冷高分油的脱轻组分油经过二段加氢反应部分的液体收率，同时一段冷高分油或一段冷高分油的脱轻组分油在二段加氢反应部分可以不经过换热过程进入反应器，可以简化流程，作中间反应流出物降温介质使用时可以降低冷氢数量。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发明应用于蒽油加氢转化时，本发明方法可以包含以下步骤：部分一段热高分油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发明应用于蒽油加氢转化时，本发明方法可以包含以下步骤：在一段冷高分油分离部分，得到一个主要由常规液体烃组成的一段脱轻组分加氢生成油，至少一部分所述一段脱轻组分加氢生成油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发明应用于蒽油加氢转化时，本发明方法可以包含以下步骤：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反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发明应用于蒽油加氢转化时，本发明方法可以包含以下步骤：分离二段加氢生成油得到二段稳定塔底油，至少一部分二段稳定塔底油循环至一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

为了改善二段加氢生成油性质、提高转化率，本发明应用于蒽油加氢转化时，本发明方法可以包含以下步骤：分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分沸程最高的二段窄馏分油品循环至二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。

与已知蒽油加氢工艺相比，本发明的主要优点在于：

①将一段冷高分气的部分或全部引入加氢裂化段，形成氢气串联流程，具有降低循环氢总量、缩小循环氢压缩机入口分液罐尺寸、提高循环氢压缩机做功效率和提高循环氢氢纯度的优点；

②一段冷高分气全部通过二段冷高压分离部分时，一段冷高压分离部分的操作温度可以较常规冷高压分离部分的操作温度(通常为45～50℃)高一些(比如为50～60℃)，可以不设置一段热高分气水冷器，不必严格控制一段冷高分气的常规液体烃浓度；

③一段热高分油和一段冷高分气引入加氢裂化段，形成蒽油“加氢精制+加氢裂化”高压部分串联的两段法流程，利于过程压力控制；同时可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高压分离部分油水分离；

④形成灵活的循环流程；

⑤设置一段原料烃分离部分，将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并分别引入一段第一反应区和一段第二反应区，一段第一反应区反应流出物进入一段第二反应区，可改善一段反应部分的操作条件，利于延长操作周期；

⑥将一段热高分油引入到二段第一反应区，将至少一部分一段冷高分油或一段冷高分油的脱轻组分油引入到二段第二反应区，对二段加氢反应部分的不同性质的原料实现了分类加工，可以提高液体产品收率；

⑦在二段加氢生成油分离部分设置循环取热油系统，回收加氢反应流出物的热能，同时降低冷氢用量，可使一段冷高分气数量与二段需要的氢气数量实现较佳的匹配。

实施例一

性质如表3、表4的蒽油，加工量为12500kg/h，采用本发明流程，反应部分操作条件及加氢生成油性质见表5，一段热高分油、一段冷高分油的常规沸点高于130℃的组分和一段冷高分气全部进入了二段加氢反应部分。二段加氢生成油石脑油馏分性质见表6，二段加氢生成油柴油馏分性质见表7。

本实施例完成了脱金属、深度脱硫、深度脱氮、深度芳烃饱和、适度加氢裂化的目的。从脱水蒽油和加氢裂化生成油的性质对比可以看出，蒽油＞290℃重馏分在精制段和裂化段共发生了大于80％的“裂化”。从脱水蒽油、加氢精制生成油的性质对比可以看出，蒽油＞290℃重馏分在精制段发生了大于40％的“裂化”，并且原料中的各馏分段均发生了“精制性裂化”。

一段热高压分离部分操作温度为280℃，受一段热高压分离部分操作温度影响的参数汇总于表8。

本实施例，使用循环取热油回收加氢反应流出物热能，用于二段加氢生成油的分离步骤和原料蒽油的脱水分离步骤。

表3  蒽油各窄馏分收率和性质

馏分	≤320℃	320～400℃	≥400℃
				馏分收率，％	31.0	40.1	28.9
硫含量，％	0.5200	0.6800	0.5600
				氮含量，％	0.9300	1.2600	1.4200
饱和烃，％	1.0	0.18	0.06
				芳香组分，％	99.0	75.20	59.26
胶质，％	-	24.16	35.75
				沥青质，％	-	0.46	4.93

表4  脱水蒽油性质

表5  反应部分操作条件和生成油性质表

流程位置	一段	二段
			项目	数据
反应器入口氢分压，MPa	14～18	14～18
			催化剂床层平均温度，℃	350～410	340～400
反应器入口氢油体积比，m3n/m3	1200～2000	1200～2000
			主催化剂	加氢精制催化剂	加氢裂化催化剂
主催化剂体积空速，h-1	0.15～0.25	0.20～0.30
			液体收率，％(对原料油)
水，％	1.11
			≤130℃馏分，％	4.8
柴油馏分，％	92.9
			加氢尾油，％	3.3
≤145℃馏分，％		22.3
			＞145℃柴油馏分，％		79.1
加氢生成油性质
			密度(20℃)，g/ml	952	840
硫含量，PPm	120	13
			总氮，PPm	60	1.2
蒸馏数据，℃
			初馏点	104	59
10％	232	110
			30％	262	178
50％	278	226
			70％	297	251
90％	338	281
			95％	369	307
干点	-	328

表6  二段加氢生成油石脑油馏份性质(C5～145℃)

分析项目	汽油馏分
		密度(20℃)，g/ml	0.754
研究法辛烷值(RON)	78
		硫含量，ug·g-1	5.5
氮含量，ug·g-1	1.0
		族组成，％
环烷烃/烷烃/芳烃	84.0/12.5/3.5

表7  二段加氢生成油柴油馏份性质(＞145℃)

分析项目	柴油馏分
		密度(20℃)，g/ml	0.889
总氮，ug·g-1	＜100
		碱氮，ug·g-1	1.1
硫含量，ug·g-1	12.5
		十六烷值	31.0
粘度(20℃)，mm2/S	3.7
		闪点(闭口)，℃0	65
族组成，％
		饱和烃/芳烃/胶质	84.7/15.3/0
凝点，℃	-50
		冷滤点，℃	＜-45
10％残碳，％	0.08
		蒸馏数据℃
50％	241
		90％	284
95％	303

表8  受一段热高压分离部分操作温度影响的参数汇总

项目	数据
		实施例编号	实施例一
一段热高压分离部分操作温度，℃，	280
		一段热高分油流量，kg/h	9358
一段冷高分油流量，kg/h	3561
		一段冷高分气氢纯度，％(体积)	88.1
一段冷高分气流量，标准立方米/小时	35258

实施例二

与本发明实施例一相比，提高一段热高压分离部分操作温度至330℃，可以取得以下效果：①减少了一段反应流出物降温进入热高压分离部分的热负荷，同时减少了一段热高分油升温进入二段反应部分的升温热负荷，降低了相关高压换热器投资；②由于一段热高分气中液体量较少，一段热高分气冷却进入一段冷高压分离部分的压力降较小，一段冷高气进入二段反应部分的气相升温过程压力降很小，提高一段热高压分离部分操作温度，降低了一段反应流出物降温进入一段热高压分离部分的压力降，同时降低了一段热高分油升温进入二段反应部分的压力降，利于降低了整体氢气循环系统压力降。

本实施例设置一段冷高分油分离部分，一段脱轻组分冷高分油进入二段加氢反应部分。

表9  受一段热高压分离部分操作温度影响的参数汇总

项目	数据
		实施例编号	实施例二
一段热高压分离部分操作温度，℃，	330
		一段热高分油流量，kg/h	5696
一段冷高分油流量，kg/h	7224
		一段冷高分气氢纯度，％(体积)	88.9
一段冷高分气流量，标准立方米/小时	35258

实施例三

与本发明实施例一相比，降低一段热高压分离部分操作温度至230℃，可以取得以下效果：①减少了一段热高分气数量，相应降低了一段热高分气经历空气冷却器或水冷器的热损失；②降低了一段冷高分油总重量和其中的重组分比例，可以直接将一段冷高分油不经脱水脱气分离直接引入二段反应部分，取得简化流程的效果，或者可以将一段冷高分油或其分馏所得馏分引入二段反应部分的第二催化剂床层或后续催化剂床层。

表10  受一段热高压分离部分操作温度影响的参数汇总

项目	数据
		实施例编号	实施例三
一段热高压分离部分操作温度，℃，	230
		一段热高分油流量，kg/h	11333
一段冷高分油流量，kg/h	1577
		一段冷高分气氢纯度，％(体积)	87.6
一段冷高分气流量，标准立方米/小时	35258

实施例四

与本发明实施例一相比，为了缓和一段加氢反应部分前部催化剂床层新鲜原料反应的剧烈程度，蒽油经过第一原料烃分馏部分分离为第一原料烃轻馏分(重量为蒽油原料的约30％)和第一原料烃重馏分，第一原料烃轻馏分主要由第一原料烃中的常规沸点较低的组分(常规沸点低于320℃组分)组成，第一原料烃重馏分主要由第一原料烃中的常规沸点较高的组分(常规沸点低于320℃组分)组成。第一原料烃分馏部分，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)低于0.06MPa。将第一原料烃轻馏分引入一段加氢反应部分的一段第一反应区与一段第一反应区催化剂接触(一段反应区反应氢耗量约为第一原料烃轻馏分重量的2％)，将第一原料烃重馏分引入一段加氢反应部分的一段第二反应区与一段第二反应区催化剂接触，一段第一反应区反应流出物串联通过一段第二反应区改善一段第二反应区原料油性质和反应条件，一段第二反应区反应流出物作为一段反应流出物。将本实施例二段加氢生成油所得柴油(重量为蒽油原料的10％)引入一段第一反应区，蒽油一段加氢反应总体过程的原料油性质和反应条件被显著改善了，可延长操作周期。

Claims (32)

1.一种高压部分串联的两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢催化剂存在条件下，第一原料烃完成一段加氢反应，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反应流出物；

②在一段热高压分离部分，一段加氢反应流出物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；

③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；

④在二段加氢反应部分，在氢气和二段加氢催化剂存在条件下，至少一部分一段冷高分气进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触，至少一部分一段热高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触进行二段加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二段加氢反应流出物；

⑤在二段冷高压分离部分，二段反应流出物分离为一个在体积上主要由氢气组成的二段冷高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的二段冷高分油液体；

⑥至少一部分二段冷高分气循环至一段加氢反应部分。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑦至少一部分一段冷高分油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

⑦至少一部分进入二段加氢反应部分的一段冷高分油不经过二段第一反应区。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑦在一段冷高分油分离部分，得到一个一段脱轻组分加氢生成油；至少一部分一段脱轻组分加氢生成油进入二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

⑦至少一部分进入二段加氢反应部分的一段脱轻组分加氢生成油不经过二段第一反应区。

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：

④大部分一段加氢生成油进入二段加氢反应部分。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

①一段加氢反应部分进行第一原料烃的加氢精制反应；

④二段加氢反应部分进行一段热高分油的加氢裂化反应。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

①第一原料烃为基于蒽油的烃。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为蒽油。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：

一段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；

一段热高压分离部分操作温度为150～400℃；

一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃；

二段加氢反应部分操作条件为：温度为280～480℃、压力为6.0～30.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；

二段冷高压分离部分操作温度为20～80℃。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：

一段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；

一段热高压分离部分操作温度为200～350℃；

一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃；

二段加氢反应部分操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二段加氢裂化催化剂体积空速为0.15～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；

二段冷高压分离部分操作温度为30～70℃。

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60℃以上。

13.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℃以上。

14.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℃以上。

15.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。

16.根据权利要求6所方法，其特征在于：

部分一段热高分油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

17.根据权利要求6所述方法，其特征在于：

在一段冷高分油分离部分，得到一个主要由常规液体烃组成的一段脱轻组分加氢生成油，至少一部分所述一段脱轻组分加氢生成油进入一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

18.根据权利要求6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反应部分与一段加氢催化剂接触。

19.根据权利要求6所述方法，其特征在于：

分离二段加氢生成油得到二段稳定塔底油，至少一部分二段稳定塔底油循环至一段加氢反应部分与一段加氢催化剂接触。

20.根据权利要求6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，至少一部分沸程最高的二段窄馏分油品循环至二段加氢反应部分与二段加氢催化剂接触。

21.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

二段反应流出物进入二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。

22.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

二段热高压分离部分操作温度为150～400℃。

23.根据权利要求9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℃。

24.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

一段加氢反应流出物加热低温取热油得到高温取热油，高温取热油进入二段加氢生成油的分离部分的分馏塔(T)底部，与分馏塔(T)内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

25.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

一段加氢中间反应流出物加热低温取热油得到高温取热油，高温取热油进入二段加氢生成油的分离部分的分馏塔(T)底部，与分馏塔(T)内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

26.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

二段加氢反应流出物加热低温取热油得到高温取热油，高温取热油进入二段加氢生成油的分离部分的分馏塔(T)底部，与分馏塔(T)内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

27.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

二段加氢中间反应流出物加热低温取热油得到高温取热油，高温取热油进入二段加氢生成油的分离部分的分馏塔(T)底部，与分馏塔(T)内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

28.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

在一段冷高分油分离部分，得到一个一段脱轻组分加氢生成油和一个一段轻组分烃油，至少一部分所述一段轻组分烃油进入二段冷高分油的分离步骤。

29.根据权利要求9所述方法，其特征在于：

在第一原料烃分馏部分，第一原料烃蒽油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第一反应区与一段第一反应区催化剂接触，第一原料烃重馏分进入一段第二反应区与一段第二反应区催化剂接触，一段第一反应区反应流出物串联通过一段第二反应区，一段第二反应区反应流出物作为一段反应流出物。

30.根据权利要求29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℃的组分组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320℃的组分组成。

31.根据权利要求29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低于0.06MPa。

32.根据权利要求29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。