CN102585898A - 一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，特别适合于蒽油两段法加氢裂化生产柴油的过程：分离一段加氢反应流出物得到一段加氢生成油和一段富氢气体；分离一段加氢生成油得到主要由常规沸点为50～265℃的二环及其以下结构烃组成的的轻馏分和主要由常规沸点为265～480℃的多环结构烃组成的的重馏分；在二段加氢反应部分，轻馏分和重馏分分经过不同的降低密度的加氢反应过程，二段加氢反应流出物联合分离得到二段富氢气体和二段加氢生成油。特别地，至少一部分二段富氢气体进入一段加氢反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。本发明具有提高柴油收率、降低循环氢总量、简化流程、降低投资的显著效果。

Description

一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法

技术领域

本发明涉及一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离；特别地讲本发明涉及一种高氮高芳烃油先加氢精制、然后“重馏分加氢裂化+轻馏分加氢改质”的两段法生产柴油组分的方法；更特别地讲本发明涉及一种蒽油先加氢精制、然后“重馏分加氢裂化+轻馏分加氢改质”的两段法生产柴油组分的方法。

背景技术

目前已知的蒽油先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的工艺是将一段加氢生成油中常规沸点大于265℃的馏分和至少一部分常规沸点低于265℃的馏分一并引入加氢裂化过程，对于蒽油加工量低的场合具有流程简单、工程投资低的优点，但是对于大规模蒽油两段法加氢生产柴油组分的过程则存在如下缺点：蒽油加氢精制生成油(一段加氢生成油)通常含有常规沸点为145～430℃的烃，其密度大、十六烷值低，需要在二段加氢过程降低其密度、提高其十六烷值，一段加氢生成油的常规沸点为350～420℃的馏分无疑需要经过加氢裂化过程才能转化为优质柴油组分；一段加氢生成油的常规沸点为265～350℃的馏分含有大量三环结构烃如二环烷基苯类，其密度大、十六烷值低，需要在二段完成加氢裂化过程降低其密度、提高其十六烷值；一段加氢生成油的常规沸点为145～265℃的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，经过选择性开环或深度芳烃饱和即可实现降低密度、提高其十六烷值目的。

对于蒽油先加氢精制后加氢裂化的两段法生产柴油组分的工艺，从表1所列典型芳烃及其对比氢化物沸点、凝点和密度数据可以看出，大约以联苯常规沸点(255℃)与苊常规沸点(278℃)之间的265℃作为分界线，一段加氢生成油中的常规沸点为145～265℃的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，而其作为加氢裂化原料将发生过度裂化降低柴油收率同时增加氢耗，这是不期望的；为了避免上述问题发生，一种已知的方法是建设两套装置，将一段加氢生成油的常规沸点为265～420℃的馏分引入加氢裂化过程(包含独立的反应流出物分离过程)，将一段加氢生成油的常规沸点为145～265℃的馏分引入加氢改质过程(包含独立的反应流出物分离过程)，但是投资巨大。而本发明的目的正在于克服此缺点。

因此，本发明的第一目的在于提出一种两段法蒽油加氢裂化生产柴油组分的方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离。

表1典型芳烃及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表

本发明的第二目的在于提出一种两段法高氮高芳烃油加氢裂化生产柴油组分的方法，一段加氢生成油的不同沸程馏分在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离。

发明内容

本发明一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在一段加氢精制反应部分1R，在氢气和一段加氢精制催化剂1RC存在条件下，主要由常规沸点为200～500℃的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应，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精制反应流出物1RP；

在操作温度为100～400℃的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物1RP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；

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；

②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50～265℃的二环及其以下结构烃组成的轻馏分1RLD和主要由常规沸点为265～480℃的多环结构烃组成的重馏分1RHD；

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，至少一部分来自重馏分1RHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分1RLD的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；

④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为并联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢裂化反应流出物2R1P和加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为串联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD和加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为部分串联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100～400℃的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV和轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明形成氢气串联流程时，其特征在于：④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。

本发明特别适合于第一原料烃为蒽油或基于蒽油的烃的情况。

本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件通常为：

一段加氢精制反应部分1R操作条件为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂1RC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150～350℃、压力为6.0～30.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃、压力为6.0～30.0MPa；

二段加氢裂化反应部分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；

二段加氢改质反应部分2R2操作条件为：温度为260～440℃、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℃、压力为6.0～30.0MPa。

本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件优选为：

一段加氢精制反应部分1R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1RC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℃、压力为12.0～25.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃、压力为12.0～25.0MPa；

二段加氢裂化反应部分2R1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；

二段加氢改质反应部分2R2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℃、压力为12.0～25.0MPa。

为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，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、特别地低125℃以上。

为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，通常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。

为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明可以循环部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明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可以循环至一段加氢精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

为了改善二段加氢生成油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20℃密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品可以循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。

为了减少二段反应流出物热损失，本发明在二段联合高压分离部分可以使用热高压分离部分：二段加氢反应流出物进入操作温度通常为100～400℃、一般为180～350℃的二段热高压分离部分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。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以使用第一原料烃分馏部分，在第一原料烃分馏部分，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。第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分1R第一反应区1R1与催化剂1R1C接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分1R第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区1R1反应流出物1R1P串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。

本发明使用第一原料烃分馏部分时，通常第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于320℃的烃组成而第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320℃的烃组成。本发明第一原料烃分馏部分的蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)宜低于0.06MPa。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以把来自第一原料烃的加氢生成油的物流引入一段第一反应区。

为了简化流程，当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265℃的烃组成时比如当一段冷高分油液体中常规沸点低于265℃的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。

二段器间热高压分离部分2RSM操作温度优选为250～350℃。

为了简化流程，至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。

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(一段加氢精制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可以形成总体串联流程。

本发明所述的一段加氢生成油，指的是来自一段加氢反应流出物的主要由常规液体烃组成的液体物流，本发明中所述一段加氢生成油至少包含一段热高分油，还可以包含一段冷高分油。

本发明所述的二段加氢生成油，指的是来自二段加氢反应流出物的主要由常规液体烃组成的液体物流，比如二段热高分油和或二段冷高分油和或二段器间热高分油。

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。

第一原料烃为高氮高芳烃原料，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器间热高分油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，通过改善一段加氢精制反应部分总体原料的性质，可以改善一段加氢精制反应部分的操作条件。

以下详细描述本发明。

本发明一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在一段加氢精制反应部分1R，在氢气和一段加氢精制催化剂1RC存在条件下，主要由常规沸点为200～500℃的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应，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精制反应流出物1RP；

在操作温度为100～400℃的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物1RP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；

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；

②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50～265℃的二环及其以下结构烃组成的轻馏分1RLD和主要由常规沸点为265～480℃的多环结构烃组成的重馏分1RHD；

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，至少一部分来自重馏分1RHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分1RLD的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；

④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为并联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢裂化反应流出物2R1P和加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为串联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD和加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢改质反应部分2R2为部分串联关系时，其特征在于：③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100～400℃的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV和轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

本发明形成氢气串联流程时，其特征在于：④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。

本发明特别适合于第一原料烃为蒽油或基于蒽油的烃的情况。

本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件通常为：

一段加氢精制反应部分1R操作条件为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂1RC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150～350℃、压力为6.0～30.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃、压力为6.0～30.0MPa；

二段加氢裂化反应部分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；

二段加氢改质反应部分2R2操作条件为：温度为260～440℃、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℃、压力为6.0～30.0MPa。

本发明第一原料烃为蒽油时，各步骤操作条件优选为：

一段加氢精制反应部分1R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1RC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℃、压力为12.0～25.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃、压力为12.0～25.0MPa；

二段加氢裂化反应部分2R1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；

二段加氢改质反应部分2R2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℃、压力为12.0～25.0MPa。

为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，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、特别地低125℃以上。

为了达到一定的转化深度，本发明第一原料烃为蒽油时，通常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。

为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明可以循环部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

为了改善一段加氢精制反应部分原料油性质，本发明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可以循环至一段加氢精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

为了改善二段加氢生成油性质，本发明分离二段加氢生成油得到二段窄馏分油品，至少一部分20℃密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品可以循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。

为了减少二段反应流出物热损失，本发明在二段联合高压分离部分可以使用热高压分离部分：二段加氢反应流出物进入操作温度通常为100～400℃、一般为180～350℃的二段热高压分离部分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。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以使用第一原料烃分馏部分，在第一原料烃分馏部分，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。第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分1R第一反应区1R1与催化剂1R1C接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分1R第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区1R1反应流出物1R1P串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。

本发明使用第一原料烃分馏部分时，通常第一原料烃轻馏分主要由常规沸点低于320℃的烃组成而第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320℃的烃组成。本发明第一原料烃分馏部分的蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)宜低于0.06MPa。

为了改善一段反应部分操作条件，本发明可以把来自第一原料烃的加氢生成油的物流引入一段第一反应区。

为了简化流程，当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265℃的烃组成时比如当一段冷高分油液体中常规沸点低于265℃的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。

二段器间热高压分离部分2RSM操作温度优选为250～350℃。

为了简化流程，至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。

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。以下结合蒽油两段法加氢裂化制取柴油或柴油组分的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％。

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精制反应部分之前，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精制反应部分1R，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精制反应部分1R，使用的一段加氢精制催化剂1RC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1RC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精制反应部分1R，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精制反应部分1R，按照本发明，一段加氢反应流出物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。一段热高分气进入一段冷高压分离部分；一段热高分油进入一段分馏部分。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20～80℃、最好30～75℃，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精制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精制反应部分压力的差值，不宜过低或过高比如为0.3～3.0MPa，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可以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裂化反应部分2R1的裂化催化剂2R1C性能，在一段加氢精制反应部分1R对蒽油进行二段加氢裂化过程前的预处理，一段加氢生成油的重馏分1RHD作为二段加氢裂化反应部分2R1的原料油使用。在一段加氢精制反应部分1R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、脱轻组分的重馏分1RHD作为二段加氢裂化反应部分2R1的原料油。

本发明所述的一段加氢生成油分离部分，指的是一段加氢生成油的分离过程，该过程使用至少一个蒸馏塔，按照本发明，在一段加氢生成油分离部分得到本发明所述的一段加氢生成油轻馏分1RLD和一段加氢生成油重馏分1RHD。

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生产柴油时，具有如下特点：一段加氢生成油通常含有常规沸点为145～430℃的烃，其密度大、十六烷值低，需要在二段加氢过程降低其密度、提高其十六烷值，一段加氢生成油的常规沸点为145～265℃的馏分主要是二环及其以下环数结构烃，经过选择性开环或深度芳烃饱和即可实现降低密度、提高其十六烷值目的，而作为加氢裂化原料将发生过度裂化降低柴油收率同时增加氢耗，这是不期望的。本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照上述原则在一段分离部分分离一段加氢生成油得到一段加氢生成油轻馏分1RLD和一段加氢生成油重馏分1RHD，轻馏分1RLD和重馏分1RHD在二段进行不同的降低密度加氢过程、且二段加氢生成油联合分离。

本发明所述一段加氢生成油轻馏分1RLD和一段加氢生成油重馏分1RHD，指的是将一段加氢生成油的60～480℃的馏分分离为至少两个馏分时，一个主要由常规沸点为60～265℃的烃组成的馏分被称为轻馏分1RLD，一个主要由常规沸点为265～480℃的烃组成的馏分被称为重馏分1RHD。比如可以是以260～280℃为分离切割点，采用蒸馏分离工艺分离一段加氢生成油得到一个主要由常规沸点为60～265℃的烃组成的馏分被称为轻馏分1RLD，得到一个主要由常规沸点为265～480℃的烃组成的馏分被称为重馏分1RHD。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，一段加氢生成油分离部分可以是如下流程：一段热高分油减压后进入操作压力为0.4～4.0MPa的一段热低压分离器并分离为一段热低压分离器气体和一段热低压分离器液体；一段热低分油液体进入一段稳定塔，如果一段稳定塔进料中石脑油馏分含量较少(比如少于15％)，该一段稳定塔可以是采用塔底通水蒸汽的汽提操作方案，一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0.15～1.8MPa、最好为0.25～0.8MPa；自一段稳定塔底部排出的含水的重馏分进入压力控制在0.025～0.35MPa(绝对压力)的一段分馏塔分离为轻馏分1RLD和重馏分1RHD。如果一段加氢生成油分离部分的一段稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15％)，该一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，一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0.15～1.8MPa(绝对压力)。

通常一段冷高分油减压后进入操作压力为0.4～4.0MPa的一段冷低压分离器并分离为一段冷低压分离器气体和一段冷低压分离器液体，一段冷低压分离器液体经过换热(通常回收一段加氢生成油分离部分的重馏分产品)及可能的加热后也可以进入一段稳定塔，但是其进料口位置通常位于一段热低压分离器液体进料口位置之上。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，在二段加氢裂化反应部分2R1，在氢气和二段加氢裂化催化剂2R1C存在条件下，至少一部分重馏分1RHD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裂化反应流出物2R1P。

所述二段加氢裂化反应部分2R1，因其原料(重馏分1RHD等)性质(密度值、氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢裂化深度(产品柴油的密度值和十六烷值)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。二段加氢裂化反应部分2R1，使用的加氢裂化催化剂2R1C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2R1C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，可能需要向反应区2R1注氨。在反应区2R1，根据需要，在加氢裂化催化剂2R1C床层前可以设置加氢精制催化剂床层，可以在加氢裂化催化剂2R1C床层后设置后续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比如硫醇完成加氢精制。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，按照本发明，在二段加氢改质反应部分2R2，在氢气和二段加氢改质催化剂2R2C存在条件下，至少一部分轻馏分1RLD完成加氢改质反应，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改质反应流出物2R2P。

所述二段加氢改质反应部分2R2，因其原料(轻馏分1RLD等)性质(密度值、氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢改质深度(产品柴油的密度值和十六烷值)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。二段加氢改质反应部分2R2，使用的加氢改质催化剂2R2C可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。加氢改质催化剂2R2C可以是石油炼制柴油(包括劣质柴油)改质催化剂和/或石油炼制柴油(包括劣质柴油)的缓和加氢裂化过程使用的缓和加氢裂化催化剂及其组合，缓和加氢裂化催化剂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。在反应区2R2，根据需要，在加氢改质催化剂2R2C床层前可以设置加氢精制催化剂床层，根据需要可以在加氢改质催化剂2R2C床层后可以设置后续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比如硫醇完成加氢精制。

本发明所述的二段加氢反应部分包括加氢裂化反应部分2R1和加氢改质反应部分2R2，二者的流程关系可以是并联关系或串联关系或部分串联关系。

以下详细描述本发明的二段加氢裂化反应部分2R1。

在二段加氢裂化反应部分2R1，至少一部分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段加氢裂化反应转化为二段加氢裂化反应流出物2R1P。

如上所述二段加氢裂化反应部分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。

如上所述二段加氢裂化反应部分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。

如上所述二段加氢裂化反应部分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，1RHD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1RHD性质、预期柴油馏份性质和加氢裂化催化剂2R1C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20～80％、通常为35～65％。

以下详细描述本发明的二段加氢改质反应区2R2。

按照本发明，二段加氢改质反应区2R2推荐使用二段选择性加氢改质催化剂2R2C。二段选择性加氢改质催化剂2R2C应具有以下功能：

①当一段加氢生成油石脑油组分进入二段加氢改质反应区2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C对一段加氢生成油石脑油组分具有低裂化功能(裂化率低于5％甚至更低)的加氢脱硫、脱氮功能；

②当一段加氢生成油柴油组分进入二段加氢改质反应区2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C对一段加氢生成油柴油组分具有低裂化率(裂化率低于15％甚至低于8％)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2R2C可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；

③当二段加氢裂化反应流出物2R1P中柴油组分2R1PDC进入二段加氢改质反应部分2R2时，二段选择性加氢改质催化剂2R2C对2R1PDC具有低裂化率(裂化率低于15％甚至低于8％)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2R2C可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；

具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能的催化剂，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2。二段加氢改质反应部分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％。

表2记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物

具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能的催化剂，通常对石脑油组分具有具有低裂化功能(裂化率低于5％甚至更低)的加氢脱硫、脱氮功能。

具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能的催化剂，通常对1RLD具有低裂化率(裂化率低于15％甚至低于8％)加氢脱芳烃功能。

二段加氢改质催化剂2R2C，也可以是专门设计制备的具备上述综合功能的新的单一催化剂，也可以是用多种催化剂级配形成的具备上述综合功能的多种催化剂组合方案，也就是说二段选择性加氢改质催化剂2R2C可以包括一种、两种或多种催化剂。

按照本发明，加氢裂化反应流出物2R1P可以进入加氢改质反应部分2R2，这是因为一段加氢精制生成油重馏分接触二段加氢裂化催化剂2R1C生成的产物2R1P中柴油组分含量高，2R1P含有的芳烃接触选择性加氢开环脱芳催化剂2R2C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)，因此可以适当减少二段加氢裂化催化剂2R1C的用量或通过建立二段加氢生成油高密度组分循环接触二段加氢裂化催化剂2R1C构成低气体产率的一段加氢精制生成油重馏分循环加氢裂化过程。

按照本发明，当2R1P进入二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油2RSML和二段器间热高分气2RSMV时，至少一部分2RSMV进入二段加氢改质反应部分2R2，可以提高二段加氢改质反应部分2R2柴油组分数量、充分发挥二段加氢改质催化剂2R2C的加氢反应的高选择性，二段加氢改质反应部分2R2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，二段器间热高分油2RSML的回收方式可以是单独回收或与二段加氢反应流出物2RM混合后进行联合回收，二段器间热高分油2RSML的部分回收过程可以与2RM的部分分离过程合并进行。

按照本发明，部分或全部二段器间热高分油2RSMLR可以循环返回二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，可以改善二段加氢裂化反应部分2R1原料油性质、延缓结焦、延长操作周期；同时二段器间热高分油2RSMLR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的部分或全部最终作为二段器间热高分气2RSMV的一部分进入了二段加氢改质反应部分2R2并最终被回收，这样二段器间热高分油2RSMLR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蒽油生产优质柴油组分时，本方案是一个可选方案，通过增加二段器间热高分油2RSMLR循环比(循环裂化二段器间热高分油2RSMLR流量与二段器间热高分油2RSML总体流量之比值)可以实现降低二段加氢裂化反应部分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，二段加氢裂化反应部分2R1产生的柴油组分在二段加氢改质反应部分2R2进行选择性加氢开环脱芳反应提高质量，同时避免过度裂解，因而可以提高柴油收率、降低气体产率、降低氢耗。二段器间热高分油2RSMLR循环比：一般为0.05～1.0、通常为0.1～0.5。

以下详细描述本发明的二段加氢改质反应部分2R2的二段加氢改质催化剂2R2C。

按照本发明，二段加氢改质反应部分2R2最好使用选择性加氢开环脱芳催化剂2R2C(组成和性质通常与催化剂2R1C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，这些技术可以是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2。二段加氢改质反应部分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％。

本发明设置的二段加氢改质反应部分2R2，根据需要，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，防止二段加氢改质反应部分2R2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。

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)。

新氢进入加氢过程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过程。

按照本发明，一段富氢气体与二段富氢气体可以存在并联关系或串联关系。

本发明所述的二段加氢反应部分包括2R1和2R2，本发明所述的二段加氢反应部分加氢反应流出物2RM，指的是脱离二段加氢反应部分的加氢反应流出物，至少包含一部分来自轻馏分1RLD的加氢反应流出物和一部分来自重馏分1RHD的加氢反应流出物。

本发明应用于蒽油加氢裂化过程时，在二段冷高压分离部分，所述二段加氢反应部分加氢反应流出物2RM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，不宜过低或过高比如为0.3～3.0MPa，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精制反应部分和或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)，以提供一段加氢精制反应部分和或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。按照本发明，新氢进入一段加氢精制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精制反应部分，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，二段加氢反应部分加氢反应流出物2RM先进入操作温度一般为100～400℃、通常为180～350℃、较佳者为250～350℃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，二段加氢裂化反应部分2R1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，二段加氢裂化反应部分2R1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，应根据二段加氢裂化反应部分2R1原料油性质、预期柴油馏分性质和裂化催化剂2R1C性能确定：一般加氢裂化生成油的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(比如使加氢裂化反应部分2R1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、可达40)、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，二段加氢改质反应部分2R2的加氢改质反应一词，指的是在氢气和合适的改质催化剂存在条件下，二段加氢改质反应部分2R2原料油发生的耗氢的改质反应过程，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，应根据二段加氢改质反应部分2R2原料油性质、预期柴油馏分性质和改质催化剂2R2C性能确定：加氢改质生成油中柴油馏分十六烷值一般高于30(可达40)、降低柴油馏分密度至预期目标，同时兼顾液体收率。

本发明二段加氢生成油，指的是来自二段加氢反应部分加氢反应流出物2RM的常规液体烃比如二段冷高分油、二段热高分油、二段器间热高分油。

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)循环至一段加氢精制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)循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触构成部分或全部“裂化小循环流程”。

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)循环至二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢裂化催化剂2R2C接触构成部分或全部“改质小循环流程”。

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，至少一部分二段富氢气体可以进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体可以进入二段加氢反应部分，形成氢气串联流程。

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且常规沸点高于275℃的烃较少(比如低于15重量％)时，可以是如下方式：一段冷高分油进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，如此可以简化流程，改善一段冷高分油常规液体烃质量。

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，降低进入二段加氢改质反应区2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触的脱气后一段冷高分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。一段冷低分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2。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改质部分的一段冷低分油的氨含量。

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冷低分油稳定塔系统，在此将一段冷低分油分离为气体、轻馏分(主要由常规沸点低于265℃的烃组成)和可能存在的重馏分(主要由常规沸点高于265℃的烃组成)物流，可以将重组分物流引入到二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢催化剂2R1C接触。

与已知蒽油加氢工艺相比，本发明的主要优点在于：

①对一段加氢生成油，选择合适的切割点，以260～280℃之间的某点为分割点以蒸馏分离方式完成清晰分割，为实现一段加氢生成油轻馏分、一段加氢生成油重馏分高选择性分类加氢降低密度创造条件，对二段加氢反应部分的不同性质的原料实现了分类加工，可以避免过度裂化，提高液体产品收率；

②一段加氢生成油轻馏分、重馏分的加氢反应流出物联合分离，实现流程简化、大幅度降低投资；

③对二段加氢生成油高沸点馏分，可以形成灵活的循环裂化流程，控制最终柴油全馏分的密度和十六烷值；

④将一段冷高分气的部分或全部引入二段加氢反应部分，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。

对照例一

性质如表3、表4的蒽油，加工量为30t/h，采用常规流程，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145℃的烃组分全部进入了二段加氢裂化反应部分。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。

本对照例完成了蒽油的脱金属、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℃。

表3脱水蒽油性质

表4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

实施例一

基于对照例，按照本发明，分离一段加氢生成油(一段热高分油和一段冷高分油)中的常规液体烃得到常规沸点为60～270℃的一段加氢生成油轻馏分1RLD(约占一段加氢生成油的40重量％)和常规沸点为270～400℃的一段加氢生成油重馏分1RHD(约占一段加氢生成油的60重量％)，重馏分1RHD进入加氢裂化反应区2R1，轻馏分1RLD进入加氢改质反应区2R2，反应区2R1和反应区2R2的烃类进料为并联关系，反应区2R1反应流出物2R1P和反应区2R2反应流出物2R2P混合后作为二段加氢反应部分反应流出物2RM使用。

二段加氢生成油柴油收率(对蒽油原料)提高至少3.5重量％。

二段加氢生成油戊烷以上组分收率(对蒽油原料)提高至少3.5重量％。

按蒽油加工量为30t/h计算，柴油(低凝柴油)产量提高至少1.05t/h，按柴油与石脑油价差1350元/吨计算，按年开工时8000计算，年效益1134万元。

表8反应部分操作条件和生成油性质表

表9二段加氢反应部分反应流出物2RM液体收率，％(对原料油)

水，％
		≤130℃馏分，％
柴油馏分，％
		加氢尾油，％
戊烷～145℃馏分，％	≥18.8
		＞145℃柴油馏分，％	≥82.6
加氢生成油性质
		密度(20℃)，g/ml	839～842
硫含量，PPm	9～12
		总氮，PPm	0.9～1.2
蒸馏数据，℃
		初馏点	58～61
10％	108～111
		30％	177～179
50％	224～227
		70％	249～252
90％	280～282
		95％	307～309
干点	328～330

实施例二

基于实施例一，按照本发明，反应区2R1和反应区2R2的烃类进料为串联关系，反应区2R1反应流出物2R1P进入反应区2R2，反应区2R2反应流出物2R2P作为反应流出物2RM使用。

与实施例一相比，本实施例利用反应区2R2改质催化剂对反应区2R1反应流出物2R1P中柴油组分进行改质，在保证重馏分1RHD二段加氢转化所得柴油馏分质量不变的前提下，可以降低反应区2R1单程转化率，增加柴油收率。

实施例三

基于实施例二，反应区2R1和反应区2R2的烃类进料为串联关系，反应区2R1反应流出物2R1P进入操作温度为280～320℃的二段器间热高压分离部分分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV进入反应区2R2，反应区2R2反应流出物2R2P作为二段加氢反应部分反应流出物2RM使用，分离2R2P得到循环使用的富氢气体和烃油2RPO，烃油2RPO和二段器间热高分油液体2RSML进入二段加氢生成油分离部分分离为窄馏分油品如柴油、石脑油、液化气、气体，根据需要可以将柴油馏分分离为轻柴油和重柴油，可以循环至少一部分重柴油进入一段加氢精制反应部分1R或二段加氢裂化反应部分2R1形成循环流程。

与实施例二相比，本实施例利用反应区2R2改质催化剂对反应区2R1反应流出物2R1P中轻柴油组分进行改质，在保证重馏分1RHD二段加氢转化所得柴油馏分质量不变的前提下，可以进一步降低反应区2R1单程转化率，通过采用重柴油循环裂化方式完成预期的加氢裂化深度，增加柴油收率。

实施例四

基于实施例一，分离一段加氢生成油(一段热高分油和一段冷高分油)中的常规液体烃得到常规沸点为60～280℃的一段加氢生成油轻馏分1RLD(约占一段加氢生成油的50重量％)和常规沸点高于280～400℃的一段加氢生成油重馏分1RHD(约占一段加氢生成油的50重量％)，重馏分1RHD进入加氢裂化反应区2R1，轻馏分1RLD进入加氢改质反应区2R2，反应区2R1和反应区2R2的烃类进料为并联关系，反应区2R1反应流出物2R1P和反应区2R2反应流出物2R2P混合后作为二段加氢反应部分反应流出物2RM使用。

由于一段加氢生成油中的常规沸点为265～285℃的组分实质上是二环结构烃和三环结构烃的混合物，因此实施例四相当于实施例一生产方案的调整。

Claims (27)

1.一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在一段加氢精制反应部分1R，在氢气和一段加氢精制催化剂1RC存在条件下，主要由常规沸点为200～500℃的烃组成的高氮高芳烃油第一原料烃完成一段加氢精制反应，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精制反应流出物1RP；

在操作温度为100～400℃的一段热高压分离部分，一段加氢精制反应流出物1RP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；

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；

②在一段加氢生成油分离部分，分离一段热高分油液体和或一段冷高分油液体得到主要由常规沸点为50～265℃的二环及其以下结构烃组成的轻馏分1RLD和主要由常规沸点为265～480℃的多环结构烃组成的重馏分1RHD；

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触，至少一部分来自重馏分1RHD的加氢反应流出物和至少一部分来自轻馏分1RLD的加氢反应流出物进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油；

④至少一部分一段富氢气体进入加氢反应部分循环使用，至少一部分二段富氢气体进入加氢反应部分循环使用。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，至少一部分加氢裂化反应流出物2R1P和至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，轻馏分1RLD和至少一部分加氢裂化反应流出物2R1P进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

③在二段加氢反应部分，重馏分1RHD进入二段加氢裂化反应部分2R1转化为加氢裂化反应流出物2R1P，2R1P进入操作温度为100～400℃的二段器间热高压分离部分2RSM分离为二段器间热高分油液体2RSML和二段器间热高分气气体2RSMV，二段器间热高分气气体2RSMV和轻馏分1RLD进入二段加氢改质反应部分2R2转化为加氢改质反应流出物2R2P，至少一部分加氢改质反应流出物2R2P进入二段联合高压分离部分分离为二段富氢气体和二段加氢生成油。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

④至少一部分二段富氢气体进入一段加氢精制反应部分，至少一部分一段富氢气体进入二段加氢反应部分。

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：

①第一原料烃为基于蒽油的烃。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为蒽油。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

一段加氢精制反应部分1R操作条件为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、一段加氢精制催化剂1RC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150～350℃、压力为6.0～30.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为20～80℃、压力为6.0～30.0MPa；

二段加氢裂化反应部分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；

二段加氢改质反应部分2R2操作条件为：温度为260～440℃、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℃、压力为6.0～30.0MPa。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：

一段加氢精制反应部分1R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1RC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℃、压力为12.0～25.0MPa；

一段冷高压分离部分操作温度为30～70℃、压力为12.0～25.0MPa；

二段加氢裂化反应部分2R1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；

二段加氢改质反应部分2R2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℃、压力为12.0～25.0MPa。

10.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。

11.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。

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125℃以上。

13.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。

14.根据权利要求1或2或3或4或5所方法，其特征在于：

部分一段热高分油进入一段加氢精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

15.根据权利要求1或2或3或4或5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精制反应部分1R与一段加氢精制催化剂1RC接触。

16.根据权利要求1或2或3或4或5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20℃密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品循环至二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。

17.根据权利要求1或2或3或4或5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20℃密度高于890公斤/立方米的二段窄馏分油品循环至二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。

18.根据权利要求1或2或3或4或5所述方法，其特征在于：

在二段联合高压分离部分，二段加氢反应流出物进入操作温度为100～400℃的二段热高压分离部分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。

19.根据权利要求18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℃。

20.根据权利要求1或2或3或4或5所述方法，其特征在于：

在第一原料烃分馏部分，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。第一原料烃轻馏分进入一段加氢精制反应部分1R第一反应区1R1与催化剂1R1C接触，第一原料烃重馏分进入一段加氢精制反应部分1R第二反应区与催化剂1R2C接触，第一反应区1R1反应流出物1R1P串联通过第二反应区1R2，第二反应区1R2反应流出物1R2P作为一段加氢精制反应流出物1RP。

21.根据权利要求20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℃的烃组成，第一原料烃重馏分主要由常规沸点高于320℃的烃组成。

22.根据权利要求20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(绝对压力)低于0.06MPa。

23.根据权利要求1或2或3或4或5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。

24.根据权利要求1或2或3或4或5所述方法，其特征在于：

当一段冷高分油液体主要由常规沸点低于265℃的烃组成时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。

25.根据权利要求1或2或3或4或5所述方法，其特征在于：

当一段冷高分油液体中常规沸点低于265℃的烃含量大于85重量％时，一段冷高分油液体进入二段加氢改质反应部分2R2与二段加氢改质催化剂2R2C接触。

26.根据权利要求4所述方法，其特征在于：

二段器间热高压分离部分2RSM操作温度为250～350℃。

27.根据权利要求26所述方法，其特征在于：

至少一部分二段器间热高分油液体2RSMLR进入二段加氢裂化反应部分2R1与二段加氢裂化催化剂2R1C接触。