CN102021027A

CN102021027A - 一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法

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Publication number: CN102021027A
Application number: CN2010105843227A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 2010-12-02
Filing date: 2010-12-02
Publication date: 2011-04-20

Abstract

本发明涉及一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法，在二段加氢反应部分，一段加氢生成油高沸点馏分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，基于2R1P的物流和基于一段加氢生成油低沸点馏分LBO的物流在二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品，回收可能存在的其它二段加氢反应部分产品物流。本发明具有避免LBO过度裂化和流程简单的优点，特别适宜于两段法煤焦油加氢裂化生产优质柴油组分的过程。

Description

一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法

技术领域

本发明涉及一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法，在二段加氢反应部分，一段加氢生成油高沸点馏分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，基于2R1P的物流和基于一段加氢生成油低沸点馏分LBO的物流在二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM；特别地讲，本发明涉及一种两段法煤焦油加氢裂化生产优质柴油组分的方法。

背景技术

以煤焦油为第一原料烃，采用先加氢精制后加氢裂化的两段法生产优质柴油组分的过程，通常一段加氢精制生成油中包含柴油组分和蜡油组分，一段加氢精制生成油柴油组分因为芳烃含量高和环烷烃含量高导致十六烷值低、密度偏高，在使用选择性加氢开环脱芳方法提高一段加氢精制生成油柴油组分十六烷值同时完成蜡油组分加氢裂化生产柴油的情况下，按照现有技术，存在如下工程技术问题：

①按照联合加工技术方案，一段加氢精制生成油中的柴油组分和蜡油组分的混合物进入同一裂化反应区，必然使用同一种加氢裂化催化剂，不可能同时对柴油组分和蜡油组分构成最佳操作条件，在完成一段加氢精制生成油蜡油组分加氢裂化生产柴油的同时，必然造成一段加氢精制生成油柴油组分的过度裂化(因为催化剂裂解活性相对高、反应温度相对高、催化剂空速相对低)，增加附加氢耗、降低柴油收率；特别是对于一段加氢精制生成油中柴油组分收率高的情况(比如中低温焦油加氢精制生成油)，此缺点更为显著；

②按照分别独立加工技术方案，建设两套装置，即建设独立的使用选择性加氢开环方法提高加氢精制柴油组分十六烷值的加氢裂化装置同时建设独立的完成蜡油组分加氢裂化生产柴油的加氢裂化装置，工程投资巨大，特别是装置规模较小时，此缺点更为显著。

关于加氢精制段生成油不同馏分在二段分路裂化并完成联合裂化的两段法烃氢化方法，未见报道。

因此，本发明的第一目的在于提出一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法。本发明的第二目的在于提出一种两段法煤焦油加氢裂化生产优质柴油组分的方法。

发明内容

本发明一种精制段生成油不同馏分分路裂化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，在氢气和一段加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段加氢反应流出物；分离一段加氢反应流出物得到一段加氢生成油；

②在一段加氢生成油分离部分，分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油高沸点馏分HBO和一段加氢生成油低沸点馏分LBO；

③在二段加氢反应部分，至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，基于2R1P的物流和基于LBO的物流在二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品，回收可能存在的其它二段加氢反应部分产品物流。

本发明第一种技术方案，其特征在于：

③至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，2R1P和至少一部分LBO进入二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品。

本发明第二种技术方案，其特征在于：

③至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，2R1P进入热高压分离器HPS分离为热高分油2R1PL和热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV和至少一部分LBO进入二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品，回收热高分油2R1PL产品物流。

本发明第三种技术方案，其特征在于：

③至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，至少一部分LBO进入二段第二反应区2R2与第二加氢裂化催化剂2R2C接触完成二段第二加氢裂化反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P，2R1P和2R2P进入二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品。

本发明第四种技术方案，其特征在于：

③至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，2R1P进入热高压分离器HPS分离为热高分油2R1PL和热高分气2R1PV；至少一部分LBO进入二段第二反应区2R2与第二加氢裂化催化剂2R2C接触完成二段第二加氢裂化反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P；二段第二反应区反应流出物2R2P和至少一部分热高分气2R1PV进入二段联合加氢裂化反应区2RU与联合加氢裂化催化剂2RUC接触完成二段联合加氢裂化反应，得到二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM，分离2RUPM并回收其产品，回收热高分油2R1PL产品物流。

本发明特征进一步在于：

③联合加氢裂化催化剂2RUC的组成不同于第一加氢裂化催化剂2R1C。

本发明特征进一步在于：

③联合加氢裂化催化剂2RUC的性能，按照LBO加氢改质的最佳操作条件(产品性质和或液体收率)配置。

本发明特征进一步在于：

③二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，比二段第一反应区2R1平均反应温度：一般低至少5℃、通常低至少15℃。

本发明适合于加工煤焦油。

本发明特征进一步在于：

①第一原料烃为煤焦油，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；

②一段加氢生成油高沸点馏分HBO为蜡油馏分；一段加氢生成油低沸点馏分LBO为柴油馏分；

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1操作条件为：温度为280～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

本发明特征进一步在于：

②一段加氢生成油高沸点馏分HBO常规沸程为315～520℃；一段加氢生成油低沸点馏分LBO常规沸程为165～315℃，十六烷值为25～32；

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1操作条件为：温度为280～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段加氢生成油低沸点馏分LBO经过二段加氢反应部分得到的加氢裂化生成油的柴油全馏分的十六烷值提高3～8。

本发明特征进一步在于：

③LBO与二段第一反应区反应流出物2R1P混合后进入二段联合加氢裂化反应区2RU，对二段第一反应区反应流出物2R1P形成降温效果，该混合过程对二段第一反应区反应流出物2R1P通常形成至少15℃的降温效果。

本发明特征进一步在于：

③部分一段加氢生成油低沸点馏分LBO或部分一段加氢生成油高沸点馏分HBO，进入一段加氢反应部分催化剂床层。

本发明设置热高压分离器HPS时，较佳的操作条件是：

③至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，2R1P进入热高压分离器HPS分离为在重量上主要由常规沸点≥330℃的组分组成的热高分油2R1PL和在重量上主要由常规沸点≤330℃的组分组成的热高分气2R1PV。

本发明特征进一步在于：

③至少一部分热高分油2R1PL进入二段第一反应区2R1作为循环热高分油2R1PLR使用，循环热高分油2R1PLR循环比(2R1PLR流量与热高分油2R1PL总流量之比)：一般为为0.05～2.0、通常为0.1～1.0。

本发明特征进一步在于：

③热高压分离器HPS与二段联合加氢裂化反应区2RU第一台反应器为一体化设备，在一体化设备内，下部完成2R1P的分离空间，上部布置联合加氢裂化催化剂2RUC床层，2RUC床层底部支撑件允许液体向下流动通过。

本发明设置二段第二反应区时，特征进一步在于：

③二段第二反应区使用的第二加氢裂化催化剂2R2C，组成不同于二段第一反应区第一加氢裂化催化剂2R1C；二段联合加氢裂化反应区2RU使用的联合加氢裂化催化剂2RUC，组成不同于二段第一反应区第一加氢裂化催化剂2R1C。

本发明设置二段第二反应区时，特征进一步在于：

③二段第二反应区2R2平均反应温度，比二段第一反应区2R1平均反应温度：一般至少低5℃、通常至少低15℃；二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，比二段第一反应区2R1平均反应温度：一般至少低5℃、通常至少低15℃。

本发明设置二段第二反应区时，特征进一步在于：

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；二段第二反应区2R2使用柴油选择性开环第二加氢裂化催化剂2R2C，二段第二反应区2R2操作条件为：温度为270～420℃、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；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

本发明设置二段第二反应区时，特征进一步在于：

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；二段第二反应区2R2使用柴油选择性开环第二加氢裂化催化剂2R2C，二段第二反应区2R2操作条件为：温度为270～420℃、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；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段加氢生成油低沸点馏分LBO经过二段加氢反应部分得到的加氢裂化生成油的柴油全馏分的十六烷值提高3～8。

本发明设置二段第二反应区和热高压分离器HPS时，特征进一步在于：

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；热高压分离器HPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa，热高分油2R1PL中常规沸点≥330℃的组分浓度大于70％；二段第二反应区2R2使用柴油选择性开环第二加氢裂化催化剂2R2C，二段第二反应区2R2操作条件为：温度为270～420℃、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；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；热高压分离器HPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa，热高分油2R1PL中常规沸点≥330℃的组分浓度大于70％；二段第二反应区2R2使用柴油选择性开环第二加氢裂化催化剂2R2C，二段第二反应区2R2操作条件为：温度为270～420℃、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；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段加氢生成油低沸点馏分LBO经过二段加氢反应部分得到的加氢裂化生成油的柴油全馏分的十六烷值提高3～8。

本发明一段循环氢和二段循环氢串联使用时，特征进一步在于：

①分离一段加氢反应流出物得到一段加氢生成油和循环使用的一段循环氢；

③分离二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM得到二段加氢生成油和循环使用的二段循环氢；

④至少一部分一段循环氢进入二段加氢反应部分，至少一部分二段循环氢返回至一段加氢反应部分。

本发明一段循环氢和二段循环氢并联使用时，特征进一步在于：

④至少一部分一段循环氢和至少一部分二段循环氢混合为混合循环氢，部分混合循环氢返回至一段加氢反应部分，部分混合循环氢返回至二段加氢反应部分。

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200～355℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为355～530℃的烃类。

煤焦油中常规沸点为200～355℃的烃类组成，不同于石油(比如石蜡基原油)中常规沸点为200～355℃的烃类组成(芳烃总含量低、三环芳烃含量低、环烷烃含量低、十六烷值高)。

通常煤焦油中常规沸点为315～355℃的馏分含有大量三环芳烃，其加氢精制转化产物中芳烃含量较高、环烷烃含量较高、十六烷值低，不是优良柴油组分。

煤焦油中常规沸点为315～355℃的馏分的加氢精制转化产物，为了转化为优良柴油组分(芳烃总含量低、三环芳烃含量低、环烷烃含量低、十六烷值高)，需要经过芳烃深度饱和过程、或最好经历选择性开环后芳烃深度饱和过程，兼顾提高十六烷值和、追求最大柴油收率和降低氢耗的多种目标的工艺就是最佳选择。

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(必然存在的一段加氢生成油分离部分和必然存在的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，两个加氢反应部分的循环氢可以是总体串联流程或并联流程。

本发明所述的一段加氢生成油，是对一段加氢反应部分冷高分油及可能存在的一段加氢反应部分热高分油的总称，也就是一段加氢反应流出物中的由一段加氢原料烃转化产生的常规液体烃。

本发明所述的二段加氢生成油，是对二段加氢反应部分冷高分油及可能存在的二段加氢反应部分热高分油的总称，也就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或二段加氢生成油。

本发明所述的煤焦油，指的是适合于加氢转化且其加氢精制生成油中包含有柴油组分和蜡油组分的煤焦油。因此，本发明所述的煤焦油可以是低温煤焦油或中温煤焦油或蒽油或其馏分油或其混合油。

第一原料烃可以是所述煤焦油或所述煤焦油馏分或所述煤焦油热加工(比如焦化、减粘等热加工)等过程所得馏分或它们的混合物，但必须是适宜加氢转化的组分。

第一原料烃可以是混合煤焦油或混合煤焦油馏分或混合煤焦油热加工(比如焦化、减粘等热加工)等过程所得馏分或它们的混合物，但必须是适宜加氢转化的组分。

本发明所述的煤焦油，其加氢精制生成油中包含的柴油组分的收率(相对于煤焦油数量而言)一般大于15％、最好大于30％，同时其加氢精制生成油中包含的蜡油组分的收率(相对于煤焦油数量而言)一般大于15％、最好大于30％。

按照本发明，以煤焦油为第一原料烃，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，当一段加氢精制生成油中包含柴油组分和蜡油组分时，使用选择性加氢开环芳烃饱和方法提高加氢精制柴油组分十六烷值、同时使用蜡油加氢裂化催化剂完成蜡油组分加氢裂化生产柴油。

按照本发明，第一原料烃煤焦油在一段加氢反应部分发生加氢精制反应。

在一段加氢反应部分，第一原料烃煤焦油发生加氢精制反应，水是不利的组分，一方面，在第一原料烃煤焦油进入一段加氢反应器前的加热升温过程中，水的存在会加剧第一原料烃煤焦油中酸类对管道、设备等的腐蚀，腐蚀产生的铁等金属离子进入了加氢反应器，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，在第一原料烃煤焦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，脱水的方法不受限制。

第一原料烃煤焦油脱水常用的方法是加热升温后减压脱水：先将第一原料烃煤焦油在一定压力下(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。脱水后的第一原料烃煤焦油从脱水器下部排出。

第一原料烃煤焦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高压输送泵和沉积在第一加氢精制反应部分的催化剂床层上部，通常在第一原料烃煤焦油脱水前、后的适当温度条件下进行第一原料烃煤焦油过滤。

本发明建议工业装置上第一原料烃煤焦油进入一段加氢反应部分之前进行脱水及过滤处理。

本发明所述的第一原料烃煤焦油一段加氢精制反应过程一词，指的是在氢气和合适的一段加氢精制催化剂存在条件下第一原料烃煤焦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：即为二段加氢反应部分提供合适的原料油，应根据第一原料烃煤焦油性质和二段加氢反应部分催化剂性质的要求确定：一般该过程将一段加氢生成油的氮含量降低至400PPm以下、通常降低至200PPm以下，最好降低至100PPm以下；一般该过程对原料煤焦油的残炭脱除率大于50％、通常大于70％、最好大于85％，以延缓二段加氢反应部分催化剂的结炭速度、延长操作周期。

所述的进行第一原料烃煤焦油一段加氢精制反应过程的加氢精制反应部分，因第一原料烃煤焦油原料性质(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，应根据具体的第一原料烃煤焦油加氢精制过程条件确定。

所述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或混装。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。由于煤焦油金属含量通常较高，故通常在一段加氢精制反应过程(通常位于反应过程的前部)使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。

所述的一段加氢反应部分，根据需要可以将任一种补充硫加入该反应部分，以保证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转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。

按照本发明，一段加氢反应流出物通常先进入一段冷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冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的一段冷高分油液体和一个主要由水组成的含氨的第一冷高分水液体。当然，根据具体情况，一段加氢反应流出物也可以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。来自一段热高分气的物流进入一段冷高压分离部分；一段热高分油最终进入一段加氢生成油分离部分。

本段文字以不设置一段加氢反应流出物热高压分离器为例说明一段冷高压分离部分。在一段冷高压分离部分，在一段冷高压分离器之前，通常向一段加氢反应流出物中注入洗涤水。所述一段加氢反应流出物通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)至约220～100℃(该温度应高于一段加氢反应流出物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加氢反应流出物。洗涤水用于吸收一段加氢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一段加氢反应流出物中的硫化氢。所述一段冷高压分离部分包含注水后一段加氢反应流出物的冷却、分离步骤，所述的注水后一段加氢反应流出物通常先降低温度(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，注水后一段加氢反应流出物中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收一段加氢反应流出物中的氨并进一步吸收一段加氢反应流出物中的硫化氢，形成高分水液体。最终所述注水后一段加氢反应流出物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，洗涤水注入一段加氢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，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加氢反应流出物中的氨，防止一段加氢反应流出物的氨浓度太高，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加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止一段加氢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反应过程使用。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。

按照本发明，为充分发挥二段加氢反应部分的催化剂性能，在一段加氢反应部分对第一原料烃煤焦油完成加氢精制处理，有效脱除第一原料烃煤焦油中的金属、氧、硫、氮、残炭，使其中的至少一部分稠环芳烃饱和，使第一原料烃煤焦油性质得到大幅度改善。

在本发明一段加氢生成油分离部分，一段加氢生成油常规液态烃分离为两个或多个窄馏分油品，部分最重窄馏分油品(通常是沸程最高者)可以循环至第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触构成“循环流程”。

按照本发明，一段加氢生成油指的是一段冷高分油和或可能存在的一段热高分油。

按照本发明，在一段加氢生成油分离部分，分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油高沸点馏分HBO和一段加氢生成油低沸点馏分LBO，一段加氢生成油的分离部分的流程方式不受限制。作为优选操作目标条件，一段加氢生成油蜡油馏分HBO常规沸程为315～520℃，一段加氢生成油柴油馏分LBO常规沸程为165～315℃、十六烷值为25～32，为实施分路裂化操作最佳条件。

一段加氢生成油分离部分，指的是将一段加氢生成油分离为产品的步骤，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，所述的一段加氢生成油首先降低压力、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、一段加氢精制石脑油、一段加氢精制柴油、一段加氢精制蜡油等。

一段加氢反应部分的操作条件，一般宜达到下列效果：加氢石脑油的氮含量(平均值)一般低于30PPm、通常低于10PPm、最好低于4PPm；加氢柴油的十六烷值(平均值)高于26、最好高于30。

在一段冷高压分离部分，如果第一原料烃氧含量足够高使得来自异端加氢反应流出物含有足够多的水因此不需要外部冲洗水时，可以不加入外部冲洗水，但是这种情况是少见的。

以下详细描述本发明的二段第一反应区2R1。

在二段加氢反应部分，至少一部分HBO进入二段第一反应区2R1与加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P，至少一部分LBO经历与2R1不同的裂化反应区，得到包含HBO最终裂化反应流出物和LBO最终裂化反应流出物的一体化加氢裂化反应流出物2R2PM，分离2R2PM得到二段加氢生成油。

所述二段第一反应区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。

二段第一反应区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。

如上所述二段第一反应区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。

本发明所述二段第一加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，HBO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HBO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％。

按照本发明，二段加氢反应流出物分离为二段循环氢和二段加氢生成油的方案，与一段加氢反应流出物分离为一段循环氢和一段加氢生成油的方案类同。

二段加氢生成油的分离回收方式不受限制。

本发明典型的煤焦油两段法加氢裂化过程，可以有效脱除煤焦油中的金属、氧、硫、氮，使其中大部分多环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，石脑油馏份产品可以作为优质催化重整原料组分、柴油全馏份产品可以作为优质柴油调和组分(十六烷值大于35或大于40)。

新氢进入加氢部分以补充加氢部分消耗的氢气，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加氢反应部分。

以下详细描述本发明的二段联合加氢裂化反应区2RU。

按照本发明，二段联合加氢裂化反应区2RU使用联合加氢裂化催化剂2RUC。联合加氢裂化催化剂2RUC具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能，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1。二段联合加氢裂化反应区2RU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1记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物

按照本发明，一段加氢精制生成油蜡油组分使用蜡油加氢裂化催化剂2R1C完成蜡油组分加氢裂化生产柴油指的是一段加氢精制生成油蜡油组分接触性质不同于2RUC的蜡油加氢裂化催化剂2R1C，但是并不排除在先接触蜡油加氢裂化催化剂2R1C的条件下后接触选择性加氢开环脱芳催化剂2RUC，这是因为一段加氢精制生成油蜡油组分接触蜡油加氢裂化催化剂2R1C生成的产物2R1P中柴油组分含量高，2R1P含有的环烷烃及芳烃接触选择性加氢开环脱芳催化剂2RUC后可以改善质量(在气体产率的的条件下提高十六烷值、降低密度)，因此可以适当减少蜡油加氢裂化催化剂2R1C的用量或通过建立二段加氢生成油蜡油组分循环接触蜡油加氢裂化催化剂2R1C构成低气体产率的一段加氢精制生成油蜡油组分循环加氢裂化过程。

按照本发明，当2R1P进入热高压分离器HPS分离为热高分油2R1PL和热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV和至少一部分LBO进入二段联合加氢裂化反应区2RU时，可以提高二段联合加氢裂化反应区2RU柴油组分浓度、降低蜡油组分浓度、提高联合加氢裂化催化剂2RUC工作效率，反应区2RU可以使用下流式加氢反应器或上流式加氢反应器。

本发明所述上流式加氢反应器，指的是反应原料在反应器内由下向上流经催化剂床层进行预期加氢反应。

本发明所述下流式加氢反应器，指的是反应原料在反应器内由上向下流经催化剂床层进行预期加氢反应。

按照本发明，热高分油2R1PL的回收方式可以是单独回收或作为二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM的一部分进行联合回收或进入二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM的分离过程或热高分油2R1PL的部分回收过程与二段联合加氢裂化反应流出物2RUPM的部分分离过程合并进行。

按照本发明，部分热高分油2R1PLR循环返回二段第一反应区2R1与加氢裂化催化剂2R1C接触，可以改善第一反应区2R1原料油性质、延缓结焦、延长操作周期；同时热高分油2R1PLR在循环裂化过程必然产生部分柴油组分RD，这些柴油组分RD的大部分最终作为热高分气2R1PV的一部分离开了第一反应区2R1并最终被回收，这样热高分油2R1PLR完成了“短流程”循环裂化，降低了后续系统规模，降低了后续系统能耗，本发明应用于高沸点组分含量高的煤焦油生产优质柴油组分时，本方案是一个可选方案，通过增加热高分油2R1PLR循环比(循环裂化热高分油2R1PLR流量与总体热高分油2R1PL流量之比值)可以实现降低第一反应区2R1单程转化率(减少过度裂解)、提高柴油收率、降低气体产率的目的，此时，第一反应区2R1产生的柴油组分在第二反应区2R12进行选择性加氢开环脱芳反应提高质量，同时避免过渡裂解，因而可以提高柴油收率、降低气体产率、降低氢耗。热高分油2R1PLR循环比：一般为0.05～2.0、通常为0.1～1.0。

本发明设置的二段联合加氢裂化反应区2RU，其最后一个催化剂床层可以是加氢脱硫醇催化剂催化剂床层，这一点是加氢裂化过程的通常用法，防止二段联合加氢裂化反应的轻质烃类液体产品(液化气和或汽油馏分)腐蚀指标或硫含量超标。

以下详细描述本发明的二段第二反应区2R2的第二加氢裂化催化剂2R2C。

按照本发明，二段第二反应区2R2使用选择性加氢开环脱芳催化剂2R2C(组成和性质可以与催化剂2RUC相同或不同)，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1。二段第二反应区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％。

本发明第一原料烃煤焦油进入一段加氢反应部分之前，可以经过第一原料烃分离部分分离为第一原料烃轻馏分、第一原料烃重馏分和可能存在的煤渣油，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200℃或320℃的组分)组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点较高的组分(比如常规沸点高于200℃或320℃的组分)组成。第一原料烃分离部分，通常采用减压蒸馏的分离方式操作，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。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，胶质含量较少，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第一反应区与其催化剂接触，将第一原料烃重馏分引入一段加氢反应部分第二反应区与其催化剂接触，一段加氢反应部分第一反应区反应流出物串联通过一段加氢反应部分第二反应区，改善一段加氢反应部分第二反应区原料油性质和反应条件，一段加氢反应部分第二反应区反应流出物作为一段加氢反应流出物使用。当将芳香度低的氢含量高的烃油例如来自煤焦油加氢生成油的烃组分引入一段加氢反应部分第一反应区时，一段加氢反应部分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、提高反应过程稳定性或优化反应部分操作条件(比如降低停工飞温风险、加工廉价劣质原料、实现不同馏分分类加工)。

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，本发明应用于第一原料烃煤焦油加氢转化时，可以加工第二原料烃。第二原料烃可以是任一种合适的烃，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。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。

按照本发明，可以采用CN101067095A公开的由本发明人提出的一种烃类氢化过程热量回收方法，在一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，可用于第一原料烃加氢生成油分离部分以提供分馏塔(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，加氢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分馏塔(T)底部，与分馏塔(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。

以下详细描述本发明。

本发明第一种技术方案，其特征进一步在于：

本发明第二种技术方案，其特征进一步在于：

本发明第三种技术方案，其特征进一步在于：

本发明第四种技术方案，其特征进一步在于：

本发明特征进一步在于：

本发明适合于加工煤焦油。

本发明特征进一步在于：

本发明设置热高压分离器HPS时，较佳的操作条件是：

本发明特征进一步在于：

本发明设置二段第二反应区时，特征进一步在于：

关于两段法煤焦油加氢改质过程，目前有多项专利申请文件公开，这其中包括本发明人的多项专利申请。本发明的一段加氢反应部分与二段加氢反应部分，其功能在许多方面与已经公开的两段法煤焦油加氢改质过程专利申请文件的描述相似，当然本发明的特征部分是新颖的，因此也与已经公开的两段法煤焦油加氢改质过程专利申请文件的描述不完全相同。

本发明的主要优点在于：

①与一段加氢精制生成油中的柴油组分和蜡油组分的混合物进入同一裂化反应区加工的方案相比，在不大幅度增加投资的条件下，为二段加氢的不同原料创造了使用不同催化剂的条件，通过优化催化剂配制，具有降低LBO过度裂化、提高二段加氢生成油液体收率、降低附加氢耗的优点；

②与建设独立的使用选择性加氢开环方法提高加氢精制柴油组分十六烷值的加氢裂化装置同时建设独立的完成蜡油组分加氢裂化生产柴油的加氢裂化装置的方案相比，本发明总体流程简单，可以显著降低工程投资；

③采用本发明技术方案一，一方面，LBO不通过二段第一反应区，从而可以降低二段第一反应区进料油系统规模，降低投资；另一方面，较低温度或液态的LBO可以作为催化剂床层间降温物流使用，替代部分冷氢，降低循环氢数量，降低氢气系统规模，降低投资；这是因为HBO裂化催化剂平均操作温度通常高于LBO选择性开环芳烃饱和催化剂平均操作温度(一般高10～30℃、通常高15～25℃)，考虑HBO裂化催化剂平均床层温升6～15℃、通常高8～12℃，第一反应区2R1最后一台反应器出口温度比第二反应区2R2第一台反应器入口温度高16～45℃、通常高23～37℃，如果这一个温降依靠注冷氢完成，冷氢用量巨大。

④采用本发明技术，通过增加热高分油2R1PLR循环比，可以实现降低二段第一反应区2R1单程转化率(减少过度裂解)、提高柴油收率、降低气体产率的目的，此时，第一反应区2R1产生的柴油组分在第二反应区2R12进行选择性加氢开环脱芳反应提高质量，同时避免过渡裂解，因而可以提高柴油收率、降低气体产率、降低氢耗；

⑤利用LBO升压系统，LBO可以作为装置紧急停工置换催化剂床层停工油，用于一段加氢反应过程或二段第一反应区，增加了装置安全手段；

⑥一段冷高分气进入二段加氢反应部分、二段冷高分气循环返回至一段加氢反应部分构成循环氢串联流程时可以降低循环氢流量；

⑦二段循环氢与一段循环氢混合后循环使用，可以实现循环氢压缩机共用；

⑧适宜于新建装置，也可以方便地应用于已有装置的改造；

⑨特别适用于两段法煤焦油加氢裂化生产柴油组分的过程。

实施例一

某中温煤焦油，加工量为50t/h，其一段加氢精制生成油中的常规沸点介于200～310℃组分(十六烷值28)的收率为36％、常规沸点介于310～520℃组分的的收率为31％，采用本发明流程进行使用选择性加氢开环脱芳方法提高了加氢精制柴油组分十六烷值(提高到33)，同时完成了蜡油组分加氢裂化全转化生产柴油的任务，达到了本发明的目的。

Claims

1.一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

③二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，比二段第一反应区2R1平均反应温度低至少5℃。

9.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

③二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，比二段第一反应区2R1平均操作温度低至少15℃。

10.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为煤焦油。

11.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

12.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

13.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

③LBO与二段第一反应区反应流出物2R1P混合后进入二段联合加氢裂化反应区2RU，对二段第一反应区反应流出物2R1P形成降温效果。

14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于：

③LBO与二段第一反应区反应流出物2R1P混合后进入二段联合加氢裂化反应区2RU，该混合过程对二段第一反应区反应流出物2R1P形成至少15℃的降温效果。

15.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

③部分一段加氢生成油低沸点馏分LBO进入一段加氢反应部分催化剂床层。

16.根据权利要求2或6或7或8或9所述的方法，其特征在于：

③部分一段加氢生成油高沸点馏分HBO进入一段反应部分催化剂床层。

17.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

18.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

③至少一部分热高分油2R1PL进入二段第一反应区2R1作为循环热高分油2R1PLR使用。

19.根据权利要求18所述的方法，其特征在于：

③循环热高分油2R1PLR循环比(2R1PLR流量与热高分油2R1PL总流量之比)为0.05～2.0。

20.根据权利要求18所述的方法，其特征在于：

③循环热高分油2R1PLR循环比为0.1～1.0。

21.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：

③二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少5℃。

22.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：

③二段联合加氢裂化反应区2RU平均操作温度，比二段第一反应区2R1平均操作温度至少15℃。

23.根据权利要求3或17或18或19或20或21或22所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为煤焦油。

24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于：

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；热高压分离器HPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa，热高分油2R1PL中常规沸点≥330℃的组分浓度大于70％；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

25.根据权利要求23所述的方法，其特征在于：

③二段第一反应区2R1使用蜡油第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一反应区2R1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；热高压分离器HPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa，热高分油2R1PL中常规沸点≥330℃的组分浓度大于70％；二段联合加氢裂化反应区2RU使用具有柴油选择性开环裂化功能的联合加氢裂化催化剂2RUC，二段联合加氢裂化反应区2RU操作条件为：温度为270～420℃、压力为6.0～30.0MPa、联合加氢裂化催化剂2RUC体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；一段加氢生成油低沸点馏分LBO经过二段加氢反应部分得到的加氢裂化生成油的柴油全馏分的十六烷值提高3～8。

26.根据权利要求3或17或18或19或20或21或22所述的方法，其特征在于：

③热高压分离器HPS与二段联合加氢裂化反应区2RU第一台反应器为一体化设备SR，在一体化设备SR内，下部完成2R1P的分离空间，上部布置联合加氢裂化催化剂2RUC床层，2RUC床层底部支撑件允许液体向下流动通过；热高分油2R1PL从一体化设备SR底部排出，至少一部分2R1PV向上流动从下方流过催化剂2RUC床层，至少一部分LBO进入一体化设备SR的催化剂2RUC床层中与联合加氢裂化催化剂2RUC接触，一体化设备SR顶部排出一体化设备SR加氢反应流出物。

27.根据权利要求26所述的方法，其特征在于：

③一段加氢生成油高沸点馏分HBO常规沸程为315～520℃；一段加氢生成油低沸点馏分LBO常规沸程为165～315℃，十六烷值为25～32。

28.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

29.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

③二段第二反应区2R2平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少5℃；二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少5℃。

30.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

③二段第二反应区2R2平均操作温度，比二段第一反应区2R1平均操作温度至少15℃；二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少15℃。

31.根据权利要求4或28或29或30所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为煤焦油。

32.根据权利要求4或28或29或30所述的方法，其特征在于：

33.根据权利要求4或28或29或30所述的方法，其特征在于：

34.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

③2R1P进入热高压分离器HPS分离为在重量上主要由常规沸点≥330℃的组分组成的热高分油2R1PL和在重量上主要由常规沸点≤330℃的组分组成的热高分气2R1PV。

35.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

36.根据权利要求35所述的方法，其特征在于：

37.根据权利要求36所述的方法，其特征在于：

③循环热高分油2R1PLR循环比为0.1～1.0。

38.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

③二段第二反应区2R2平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少5℃；二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少5℃

39.根据权利要求38所述的方法，其特征在于：

③二段第二反应区2R2平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少15℃；二段联合加氢裂化反应区2RU平均反应温度，低于二段第一反应区2R1平均反应温度至少15℃。

40.根据权利要求5或34或35或36或37或38或39所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为煤焦油。

41.根据权利要求40所述的方法，其特征在于：

42.根据权利要求40所述的方法，其特征在于：

43.根据权利要求5或34或35或36或37或38或39所述的方法，其特征在于：

③热高压分离器HPS与二段联合加氢裂化反应区2RU第一台反应器为一体化设备SRB，在一体化设备SRB内，下部完成2R1P的分离空间，上部布置联合加氢裂化催化剂2RUC床层，2RUC床层底部支撑件允许液体向下流动通过；热高分油2R1PL从一体化设备SRB底部排出，至少一部分2R1PV向上流动从下方流过联合加氢裂化催化剂2RUC床层，二段第二反应区反应流出物2R2P进入一体化设备SRB的催化剂2R3C床层中与联合加氢裂化催化剂2RUC接触，一体化设备SRB顶部排出一体化设备SRB加氢反应流出物。

44.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

45.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：

46.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：