CN103333713A - 一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法 - Google Patents
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一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法：煤焦油1F经第一加氢反应区1R所得一区反应流出物1RP经一区热高压分离部分1HHPS分离为一区热高分气1V和一区热高分油1L；一区热高分气1V进入第二加氢反应区2R；一区热高分油1L在焦化部分1CRF完成焦化反应并分离为焦炭1G、轻馏分油1LL和重馏分油1LH，轻馏分油1LL和或重馏分油1LH去第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R。在1R利用大孔径加氢改质催化剂对煤焦油1F实现全馏分预加氢的基础上，利用焦化装置1CRF在低焦炭产率条件下转化一区热高分油1L中的重组分，控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量。
Description
技术领域
本发明涉及一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法；特别地讲，本发明涉及一种高氮高芳烃加氢改质和延迟焦化组合方法：煤焦油1F经第一加氢反应区1R所得一区反应流出物1RP经一区热高压分离部分1HHPS分离为一区热高分气1V和一区热高分油1L；一区热高分气1V进入第二加氢反应区2R；一区热高分油1L在焦化装置1CRF完成焦化反应并分离为焦炭1G、轻馏分油1LL和重馏分油1LH，轻馏分油1LL和或重馏分油1LH去第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R；在1R利用大孔径加氢改质催化剂对煤焦油1F实现全馏分预加氢的基础上，利用焦化装置1CRF在低焦炭产率条件下转化一区热高分油1L中的重组分，控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量。特别地讲本发明涉及一种同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的煤焦油的加氢转化方法；更特别地讲本发明涉及一种劣质中低温煤焦油加氢转化方法。
背景技术
劣质中低温煤焦油全馏分为宽馏分油品，包含分子尺寸小的常规沸点低于200℃的馏分(所含芳烃为单环)和分子尺寸中等的常规沸点为200～530℃的馏分(含有2～6环芳烃)，通常还包含分子尺寸大的常规沸点高于530℃的馏分(含有7环及其以上芳烃、胶质、沥青质)即煤沥青组分，根据煤种和产生中低温煤焦油的热加工过程操作条件的不同，中低温煤焦油所含煤沥青的数量和性质差异较大，同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的煤焦油的加氢转化过程比如全馏分中低温煤焦油生产柴油组分的加氢转化过程大体可以划分为前置的浅度加氢改质过程和后置的深度加氢改质过程，存在如下特点：
①在前置的浅度加氢改质过程，在一定的范围内比如中低温煤焦油的残炭含量为2～13％时，类似加工石油渣油的加氢催化剂比如加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氧、加氢脱氮、加氢芳烃饱和催化剂可以处理上述含有煤沥青的中低温煤焦油，这些催化剂的共性是具有较大的内孔道、活性较弱，能够适应残炭含量高的胶质、沥青质的浅度加氢改质，如此获得煤沥青的浅度加氢改质产物LQHO，而在此煤沥青浅度加氢改质过程中，中低温煤焦油中常规沸点低于530℃的馏分LY或其浅度加氢改质产物LYHO的存在，可以降低催化剂内外表面液体粘度、改善煤沥青的浅度加氢改过程催化剂孔道内的分子扩散，一句话利于煤沥青浅度加氢改质过程；
②在后置的深度加氢改质过程，在中低温煤焦油中常规沸点低于530℃的馏分LY或其浅度加氢改质产物LYHO转化为柴油组分的深度加氢改质反应过程，使用的催化剂的共性是内孔道适中、活性较强，难以适应或不能适应残炭含量高的胶质、沥青质的浅度加氢改质产物LQHO中的大分子比如常规沸点高于530℃的馏分LQHO-H的的混合加工，如果联合加工LQHO-H，其结果是LQHO-H含量低时需提高反应温度、LQHO-H含量高时降低LY或LYHO的最终加氢产品柴油的质量或加快催化剂的失活速度即缩短工期。
以上分析说明，当全馏分中低温煤焦油加氢处理时，浅度加氢改质过程、深度改质过程，轻馏分、煤沥青馏分、加氢催化剂三者之间存在的相互关系是不同的。一方面指明了深度改质段催化剂的改进方向，一方面指明了操作工艺的改进方向，本发明即是提出一种操作工艺的改进方法。
本发明一种煤焦油加氢转化方法的构想是：在串联的两个加氢反应区之间设置热高压分离步骤和热高分油分馏步骤，煤焦油1F经第一加氢反应区1R所得一区反应流出物1RP经一区热高压分离部分1HHPS分离为一区热高分气1V和一区热高分油1L；一区热高分气1V进入第二加氢反应区2R；一区热高分油1L在焦化装置1CRF完成焦化反应并分离为焦炭1G、轻馏分油1LL和重馏分油1LH，轻馏分油1LL和或重馏分油1LH去第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R；该构想，在1R利用大孔径加氢改质催化剂对煤焦油1F实现全馏分预加氢的基础上，利用焦化装置1CRF在低焦炭产率条件下转化一区热高分油1L中的重组分，控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量，优点在于：①在1R利用大孔径加氢改质催化剂对煤焦油1F实现全部浅度加氢改质的基础上，控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量；②可以加工劣质原料；③一区热高分油1L在焦化装置1CRF转化常规沸点高于530℃的馏分；④事故状态一区热高分油1L及时全部排出加氢反应系统。为了扩大本发明构想的应用范围，可以将一区热高分油1L的焦化装置1CRF改为热裂化或减粘裂化等。
本发明所述方法未见报道。
本发明所述高氮高芳烃，可以是任何一种合适的原料烃，特别指的是同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的油品，此时原料烃选自中温煤焦油全馏分或低温煤焦油全馏分或中温煤焦油部分馏分或低温煤焦油部分馏分；原料烃也可以是脱除特定组分的煤焦油，选自脱除酚组分的煤焦油或脱除萘组分的煤焦油或脱除蒽组分的煤焦油。
因此，本发明的目的在于提出一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法；本发明的第二目的在于提出一种高氮高芳烃加氢改质和延迟焦化组合方法，在串联的两个加氢反应区之间设置热高压分离步骤和热高分油焦化步骤，热高分油焦化产物分并分离为焦炭1G、轻馏分油1LL和重馏分油1LH，轻馏分油1LL和或重馏分油1LH去第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R，从而控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量。
发明内容
本发明一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法，其特征在于包含以下步骤：
①在第一加氢反应区1R，在氢气和一区加氢催化剂1RC存在条件下，高氮高芳烃第一原料烃1F完成一区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一区反应流出物1RP；
②在一区热高压分离部分1HHPS，一区反应流出物1RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的一区热高分气气体1V和一个主要由常规液体烃组成的一区热高分油液体1L；
③在一区热高分油热裂解部分1CRF，一区热高分油1L完成热裂解反应，分离热裂解产物得到热裂解产品油，至少一部分热裂解产品油去加氢反应区，热裂解工艺选自热裂化、减粘裂化、焦化；
④在第二加氢反应区2R，在二区加氢催化剂2RC存在条件下，一区热高分气气体1V与二区加氢催化剂2RC接触，来自步骤③的二区加氢原料油与二区加氢催化剂2RC接触，进行二区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二区反应流出物2RP；分离二区反应流出物2RP得到富氢气体2V和二区加氢生成油2RPO，至少一部分富氢气体2V循环返回加氢反应区。
本发明的第一种基本方案为：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第二加氢反应区2R。
本发明的第二种基本方案为：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第一加氢反应区1R。
一区热高分油1L，通常先降低压力脱出气体然后进入热裂解步骤，其特征在于：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，一区热高分油1L降压后进入低压分离部分1HLPS分离为低分气1HLPSV和低分油1HLPSL，低分油1HLPSL完成焦化反应，焦化产物分离为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH。
本发明特别适合于第一原料烃为中低温煤焦油的情况。
本发明，在一区热高压分离部分1HHPS，一部分一区热高分油液体1LR可以循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH可以返回焦化部分1CRF的焦化反应区进行焦化反应。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH可以返回第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，同时，在第二加氢反应区2R，分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点高于530℃的烃类进入焦化部分1CRF的焦化反应部分进行焦化反应。
本发明各步骤操作条件通常为：
①高氮高芳烃第一原料烃1F为中低温煤焦油，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa；
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为450～550℃、压力为0.01～0.8MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为280～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区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。
本发明各步骤操作条件一般为：
①第一加氢反应区操作条件为：温度为180～360℃、压力为12.0～25.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～25.0MPa；
③一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为480～520℃、压力为0.01～0.35MPa；
④第二加氢反应区操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二区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。
本发明加氢改质反应部分的操作目标通常为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的25～65％，煤焦油的烯烃饱和率大于90％，煤焦油的氧脱出率大于90％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之4，煤焦油的残炭脱除率大于35％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
本发明加氢改质反应部分的操作目标一般为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的35～55％，煤焦油的烯烃饱和率大于95％，煤焦油的氧脱出率大于95％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之2，煤焦油的残炭脱除率大于45％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明二区反应流出物2RP的分离方式通常为：④在二区冷高压分离部分2LHPS，注水后二区反应流出物2RPW分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区冷高分气气体2LHPSV、一个主要由常规液体烃组成的二区冷高分油液体2LHPSL和一个主要由水组成的含有氨组分的二区冷高分水液体2LHPSW；至少一部分二区冷高分气气体2LHPSV作为富氢气体2V进入加氢改质反应部分；二区热冷压分离部分2LHPS操作温度为20～70℃。
本发明二区反应流出物2RP的分离方式包含二区热高压分离部分2HHPS时，其特征在于：④在二区热高压分离部分2HHPS，二区反应流出物2RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区热高分气气体2HHPSV和一个主要由常规液体烃组成的二区热高分油液体2HHPSL，至少一部分二区热高分气气体2HHPSV进入二区冷高压分离部分2LHPS；二区热高压分离部分2HHPS操作温度通常为200～380℃、一般为280～350℃。
本发明，分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触或循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
本发明，分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分主要由常规沸点大于350℃的组分组成的二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触或循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
本发明所述高氮高芳烃第一原料烃1F中芳烃含量大于40重量％，常规沸点高于350℃的芳烃含量大于20重量％，康氏残炭为2～13％。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其特征在于：
①第一原料烃在第一加氢反应区1R完成深度加氢精制反应，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于24；
④第二加氢反应区2R使用加氢裂化催化剂对第二加氢反应区2R的原料烃进行加氢裂化反应；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其操作条件通常为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为10.0～25.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.05～1.25hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于26；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为10.0～25.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为300～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.15～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于38。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其操作条件一般为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为12.0～18.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.15～0.65hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～18.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于42。
本发明，适用于任何一种合适的第一原料烃，特别适合于同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的油品，此时第一原料烃选自中温煤焦油全馏分或低温煤焦油全馏分或中温煤焦油部分馏分或低温煤焦油部分馏分；第一原料烃可以是脱除特定组分的煤焦油，选自脱除酚组分的煤焦油或脱除萘组分的煤焦油或脱除蒽组分的煤焦油。
附图说明
高氮高芳烃第一原料烃1F进入第一加氢反应区1R，在氢气和一区加氢催化剂1RC存在条件下，高氮高芳烃第一原料烃1F完成一区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一区反应流出物1RP；在一区热高压分离部分1HHPS，一区反应流出物1RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的一区热高分气气体1V和一个主要由常规液体烃组成的一区热高分油液体1L；一区热高分油1L在焦化部分1CRF完成焦化反应并分离为焦炭1G、轻馏分油1LL和重馏分油1LH，轻馏分油1LL去第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R，图中示出的是轻馏分油1LL去第二加氢反应区2R的情况；根据需要，重馏分油1LH去第一加氢反应区1R或第二加氢反应区2R或返回焦化部分1CRF的焦化反应部分循环加工；在第二加氢反应区2R，在二区加氢催化剂2RC存在条件下，一区热高分气气体1V与二区加氢催化剂2RC接触，加氢原料1LL与二区加氢催化剂2RC接触，进行二区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二区反应流出物2RP。分离2RP得到的常规沸点高于500℃或高于530℃的烃类可以进入焦化部分1CRF的焦化反应部分循环加工。
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组分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。
本发明所述第一原料烃为高氮高芳烃，可以是来自煤热解或煤造气过程的煤焦油。本发明所述煤焦油可以是低温煤焦油、中温煤焦油、高温煤焦油馏分及其混合油。由于原煤性质、煤热解或煤造气过程的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，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，故高温煤焦油馏分的性质也在一定范围内变化。本发明所述加氢原料煤焦油的性质，常规沸点一般为50～650℃通常为60～550℃，比重通常为0.91～1.22，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0.4～1.8％、氧含量为0.4～8.0％。
本发明一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法，其特征在于包含以下步骤：
①在第一加氢反应区1R，在氢气和一区加氢催化剂1RC存在条件下，高氮高芳烃第一原料烃1F完成一区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一区反应流出物1RP；
②在一区热高压分离部分1HHPS，一区反应流出物1RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的一区热高分气气体1V和一个主要由常规液体烃组成的一区热高分油液体1L；
③在一区热高分油热裂解部分1CRF，一区热高分油1L完成热裂解反应，分离热裂解产物得到热裂解产品油，至少一部分热裂解产品油去加氢反应区，热裂解工艺选自热裂化、减粘裂化、焦化；
④在第二加氢反应区2R，在二区加氢催化剂2RC存在条件下，一区热高分气气体1V与二区加氢催化剂2RC接触，来自步骤③的二区加氢原料油与二区加氢催化剂2RC接触，进行二区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二区反应流出物2RP；分离二区反应流出物2RP得到富氢气体2V和二区加氢生成油2RPO，至少一部分富氢气体2V循环返回加氢反应区。
本发明的第一种基本方案为：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第二加氢反应区2R。
本发明的第二种基本方案为：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第一加氢反应区1R。
一区热高分油1L，通常先降低压力脱出气体然后进入热裂解步骤，其特征在于：③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，一区热高分油1L降压后进入低压分离部分1HLPS分离为低分气1HLPSV和低分油1HLPSL，低分油1HLPSL完成焦化反应，焦化产物分离为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH。
本发明特别适合于第一原料烃为中低温煤焦油的情况。
本发明，在一区热高压分离部分1HHPS，一部分一区热高分油液体1LR可以循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH可以返回焦化部分1CRF的焦化反应区进行焦化反应。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH可以返回第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
本发明，一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，同时，在第二加氢反应区2R，分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点高于530℃的烃类进入焦化部分1CRF的焦化反应部分进行焦化反应。
本发明各步骤操作条件通常为：
①高氮高芳烃第一原料烃1F为中低温煤焦油，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa；
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为450～550℃、压力为0.01～0.8MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为280～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区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。
本发明各步骤操作条件一般为：
①第一加氢反应区操作条件为：温度为180～360℃、压力为12.0～25.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～25.0MPa；
③一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为480～520℃、压力为0.01～0.35MPa；
④第二加氢反应区操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二区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。
本发明加氢改质反应部分的操作目标通常为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的25～65％，煤焦油的烯烃饱和率大于90％，煤焦油的氧脱出率大于90％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之4，煤焦油的残炭脱除率大于35％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
本发明加氢改质反应部分的操作目标一般为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的35～55％，煤焦油的烯烃饱和率大于95％，煤焦油的氧脱出率大于95％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之2，煤焦油的残炭脱除率大于45％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明二区反应流出物2RP的分离方式通常为：④在二区冷高压分离部分2LHPS，注水后二区反应流出物2RPW分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区冷高分气气体2LHPSV、一个主要由常规液体烃组成的二区冷高分油液体2LHPSL和一个主要由水组成的含有氨组分的二区冷高分水液体2LHPSW；至少一部分二区冷高分气气体2LHPSV作为富氢气体2V进入加氢改质反应部分；二区热冷压分离部分2LHPS操作温度为20～70℃。
本发明二区反应流出物2RP的分离方式包含二区热高压分离部分2HHPS时，其特征在于：④在二区热高压分离部分2HHPS，二区反应流出物2RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区热高分气气体2HHPSV和一个主要由常规液体烃组成的二区热高分油液体2HHPSL，至少一部分二区热高分气气体2HHPSV进入二区冷高压分离部分2LHPS；二区热高压分离部分2HHPS操作温度通常为200～380℃、一般为280～350℃。
本发明，分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触或循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
本发明，分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分主要由常规沸点大于350℃的组分组成的二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触或循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
本发明所述高氮高芳烃第一原料烃1F中芳烃含量大于40重量％，常规沸点高于350℃的芳烃含量大于20重量％，康氏残炭为2～13％。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其特征在于：
①第一原料烃在第一加氢反应区1R完成深度加氢精制反应，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于24；
④第二加氢反应区2R使用加氢裂化催化剂对第二加氢反应区2R的原料烃进行加氢裂化反应；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其操作条件通常为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为10.0～25.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.05～1.25hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于26；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为10.0～25.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为300～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.15～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于38。
本发明的一种特殊工作方式是第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应，其操作条件一般为：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为12.0～18.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.15～0.65hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～18.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于42。
本发明，适用于任何一种合适的第一原料烃，特别适合于同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的油品，此时第一原料烃选自中温煤焦油全馏分或低温煤焦油全馏分或中温煤焦油部分馏分或低温煤焦油部分馏分；第一原料烃可以是脱除特定组分的煤焦油，选自脱除酚组分的煤焦油或脱除萘组分的煤焦油或脱除蒽组分的煤焦油。
在煤焦油的加氢改质过程中，水是不利的组分，一方面，在煤焦油进入第一加氢反应区1R的加氢反应器前的加热升温过程中，水的存在会加剧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，在煤焦油进入第一加氢反应区1R之前，通常进行脱水处理以尽可能地降低水含量，煤焦油脱水的方法不受限制，比如加压加热液体脱水、蒸馏脱水、电场脱盐脱水及其组合使用。
煤焦油脱水常用的方法是加热升温后减压脱水：先将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。脱水煤焦油从脱水器下部排出。
工业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煤焦油高压输送泵和沉积于催化剂床层，通常在煤焦油脱水前、后的适当温度条件下进行煤焦油过滤。
本发明建议工业煤焦油进入加氢反应部分之前进行脱水及过滤处理。
本发明所述的一区加氢改质反应一词，指的是在氢气和合适的一区加氢催化剂1RC存在条件下第一原料烃1F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：即为第二加氢反应区2R提供合适的加氢改质原料烃，应根据原料煤焦油1F性质和二区加氢催化剂2RC对二区原料性质的要求确定：一般该过程完成烯烃加氢饱和、加氢脱金属、适度加氢脱残炭、浅适度加氢脱硫、适度加氢脱氮、适度芳烃饱和；第一原料烃在第一加氢反应区1R的氢耗，占第一原料烃总氢耗：通常为10～65％、一般为35～55％；该过程煤焦油的烯烃饱和率：一般大于75％、通常大于95％、最好大于98％；该过程煤焦油的氧脱出率：一般大于70％、通常大于90％、最好大于95％；该过程煤焦油的金属脱出率：一般大于80％、通常大于95％、最好大于99％；该过程对原料煤焦油的残炭脱除率大于25％、通常大于40％、最好大于65％，以延缓二区加氢改质催化剂的结炭速度、延长操作周期；在上述条件下，同时完成一定的脱硫、脱氮率；通常希望一区反应流出物1RP中的烃油最好具备一定的透光性。
第一原料烃总氢耗指的是单位重量的第一原料烃在第一加氢反应区1R和第二加氢反应区2R消耗的氢气的总重量。
所述的第一加氢反应区1R进行煤焦油一区加氢改质反应，因煤焦油原料性质(烯烃含量、金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重、残炭含量)的不同和加氢精制深度(烯烃加氢饱和、加氢脱金属、加氢脱氧、加氢脱残炭、加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃加氢饱和、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，应根据具体的煤焦油加氢改质反应目标确定。
所述的进行煤焦油一区加氢改质反应的第一加氢反应区1R，使用的一区加氢催化剂1RC可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。一区加氢催化剂1RC可以是烯烃加氢饱和催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱氧催化剂、加氢脱残炭催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂、芳烃加氢饱和催化剂等加氢精制催化剂及其组合或其功能组合。由于煤焦油含有烯烃、金属，故在加氢精制催化剂前使用加氢催化剂，进行加氢烯烃饱和、加氢脱金属。
所述的第一加氢反应区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煤焦油加氢改质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，设置步骤②的目的是为了获得一区热高分油液体1L，然后实施步骤③一区热高分油液体1L的分离，因此一区热高分油液体1L最好主要由高沸点组分组成，比如主要由常规沸点高于350℃的馏分或主要由常规沸点高于450℃的馏分组成，也就是说一区热高压分离部分1HHPS的操作温度不宜过低。一区热高压分离部分1HHPS的操作条件为：温度通常为250～400℃、一般为280～350℃，压力通常为为6.0～30.0MPa、一般为12.0～25.0MPa。
按照本发明，在第二加氢反应区2R，在氢气和二区加氢催化剂2RC存在条件下，至少一部分烃类原料完成深度加氢改质反应，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区反应流出物2RP。
所述的二区加氢改质反应，因其原料(一区反应流出物1RP中烃类)性质(硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重、残炭含量)的不同和加氢改质深度(加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”、加氢裂化)的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程目标确定。
所述的第二加氢反应区2R，使用的二区加氢催化剂2RC可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。二区加氢催化剂2RC可以是加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。在反应过程的尾部或后部，可以使用加氢裂化催化剂(包括缓和裂化催化剂)及其组合。本发明的一种特殊工作方式是：第一加氢反应区1R进行煤焦油的深度加氢精制反应、第二加氢反应区2R进行加氢裂化反应。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。根据需要，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如对硫醇完成加氢精制。
按照本发明，分离二区反应流出物2RP得到富氢气体2V和二区加氢生成油2RPO，至少一部分富氢气体2V进入加氢改质反应部分。
二区反应流出物2RP的分离部分，通常包含二区冷高压分离部分2LHPS，所述二区反应流出物2RP冷却并分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区冷高分气气体2LHPSV和一个主要由常规液体烃组成的二区冷高分油液体2LHPSL。所述的二区冷高压分离部分2LHPS，其分离器操作压力为第二加氢反应区2R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。二区冷高压分离部分2LHPS的操作温度一般为20～80℃、通常为30～70℃。在二区冷高分油分离部分，分离二区冷高分油得到包含柴油馏分的窄馏分油品。在二区冷高分油2LHPSL分离部分，二区冷高分油2LHPSL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如加氢蜡油或加氢尾油等产品。根据需要，二区反应流出物2RP可以设置注水洗氨步骤。所述的二区冷高分气气体2LHPSV，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％的所述二区冷高分气气体2LHPSV返回第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R形成循环氢气(作反应器入口氢气和冷氢)，以提供加氢反应区必须的氢气量和氢浓度。按照本发明，新氢进入第一加氢反应区1R和或第二加氢反应区2R，以补充反应过程消耗的氢气，推荐全部新氢进入第一加氢反应区1R，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)。
本发明应用于煤焦油加氢改质过程时，按照本发明，可以设置二区反应流出物2RP的二区热高压分离部分2HHPS，在该流程中，二区反应流出物2RP先进入操作温度通常为150～400℃、一般为200～380℃的二区热高压分离部分2HHPS并分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区热高分气气体2HHPSV和一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的二区热高分油液体2HHPSL，二区热高分气气体2HHPSV进入二区冷高压分离部分2LHPS。二区热高分油2HHPSL在二区热高分油分离部分(包含分离和或分馏的过程)分离出窄馏分油品。二区热高分油分离部分与二区冷高分油分离部分，可以部分共用或全部共用。
本发明所述二区加氢生成油2RPO，指的是二区反应流出物2RP分离出富氢气体2V过程得到的烃液。当二区反应流出物2RP的分离部分采用二区冷高压分离部分2LHPS分离时，富氢气体2V即为二区冷高分气气体2LHPSV、二区加氢生成油2RPO即为二区冷高分油液体2LHPSL。当二区反应流出物2RP的分离部分采用二区热高压分离部分2HHPS和二区冷高压分离部分2LHPS分离时，富氢气体2V即为二区冷高分气气体2LHPSV、二区加氢生成油2RP包含二区热高分油液体2HHPSL和二区冷高分油液体2LHPSL。
本发明典型的煤焦油加氢转化过程可以有效脱除煤焦油中的金属、氧、硫、氮，使其中的烯烃、大部分稠环化合物饱和，并发生部分大分子裂化反应，使油品性质得到预期地大幅度改善，第一原料烃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，第一原料烃加氢最终产物柴油馏分可以作为优质柴油调和组分。本发明应用于煤焦油加氢转化过程时，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，一般二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值通常高于28、一般高于35，一般二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的20℃密度通常低于900公斤/立方米、一般低于890公斤/立方米。
与常规第一加氢反应区1R和第二加氢反应区2R直接串联工艺相比，本发明优点在于：
①在1R利用大孔径加氢改质催化剂对煤焦油1F实现全部浅度加氢改质的基础上，控制2R原料烃的干点，保证2R的操作周期和加氢生成油质量；
②特别适合于加工同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的油品；
③一区热高分油1L在焦化装置1CRF转化常规沸点高于530℃的馏分；
④事故状态一区热高分油1L及时全部排出加氢反应系统。
本发明根据第一原料烃中组分分子大小合理安排加氢深度，流程简约，利于发挥各区催化剂的功能，对中低温劣质煤焦油可以实现全馏分加氢转化。
实施例一
中低温煤焦油性质见表1、表2，煤焦油A经过过滤、脱水、脱盐步骤后得到的净化煤焦油作为第一原料烃1F，按照本发明加工：
①在第一加氢反应区1R，依次与烯烃加氢饱和催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱残炭催化剂、浅度加氢精制催化剂(适度的脱硫、脱氮、芳烃饱和)接触，完成一区加氢改质反应，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为烯烃加氢饱和催化剂床层180～220℃、加氢脱金属催化剂床层250～320℃、加氢脱残炭催化剂床层310～360℃、浅度加氢精制催化剂330～380℃、压力为14.0～18.0MPa、一区加氢催化剂1RC中的浅度加氢精制催化剂的体积空速为0.35～0.6hr-1、氢气/原料油体积比为1500∶1～2000∶1；中温煤焦油第一原料烃的氢耗占第一原料烃总氢耗的35～45％(1.63～2.09％对中温煤焦油重量)，煤焦油的烯烃饱和率大于95％，煤焦油的氧脱出率大于88％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之4，煤焦油的残炭脱除率为45～65％；
②在一区热高压分离部分1HHPS，一区热高压分离部分操作条件为：压力为14.0～18.0MPa操作温度为320～365℃；一区加氢反应流出物1RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的一区热高分气气体1V和一个主要由常规液体烃组成的一区热高分油液体1L；
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，一区热高分油1L降压至2.0MPa后进入低压分离部分1HLPS分离为低分气1HLPSV和低分油1HLPSL，低分油1HLPSL完成焦化反应，焦化产物分离为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的重馏分油1LH，重馏分油可以作为燃料油销售；一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为480～510℃、压力为0.01～0.3MPa；
④在第二加氢反应区2R，在二区加氢催化剂存在条件下，一区热高分气气体1V和加氢原料1LL与二区加氢催化剂接触，进行二区加氢改质反应，催化剂床层依次由加氢脱硫催化剂床层、加氢脱氮催化剂床层、加氢多环芳烃饱和催化剂床层串联构成；第二加氢改质反应部分2R操作条件为：温度为350～400℃、压力为14.0～18.0MPa、二区加氢催化剂2RC体积空速为0.3～0.6hr-1、氢气/原料油体积比为1500∶1～2000∶1；二区原料烃的氢耗占第一原料烃总氢耗的55～65％(2.56～3.02％)；在二区冷高压分离部分2LHPS，注水后二区反应流出物2RPW冷却至40～55℃，在操作压力为14.0～18.0MPa条件下，分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区冷高分气气体2LHPV、一个主要由常规液体烃组成的二区冷高分油液体2LHPL和一个主要由水组成的含有氨组分的二区冷高分水液体2LHPW；至少一部分二区冷高分气气体2LHPV作为富氢气体2V进入加氢反应区；二区冷高分油液体2LHPL的柴油全馏分的性质：十六烷值高于28、硫含量低于20PPm、氮含量低于100PPm、20℃密度为880～900公斤/立方米。
表1煤焦油实沸点蒸馏数据
| 煤焦油编号 | A |
| 组分 | 质量收率％ |
| 水 | 3.07 |
| ＜170℃ | 4.30 |
| 170℃～210℃ | 1.48 |
| 210℃～230℃ | 4.81 |
| 230℃～300℃ | 14.93 |
| 300℃～500℃ | 59.28 |
| ＞500℃ | 12.13 |
| ＞530℃ | ～6 |
表2煤焦油性质
| 煤焦油编号 | A |
| 瓶密度(20℃)，kg.m-3 | 1.0658 |
| 馏程，℃，95％点/干点 | 542/595 |
| 硫，μg.g-1 | 1800 |
| 氮，μg.g-1 | 6101 |
| C，％ | 81.36 |
| H，％ | 8.21 |
| 凝点，℃ | 30 |
| 残炭，％ | 9.77 |
| 水分，％ | 4.1 |
| 沉淀物，％ | 0.48 |
| 闪点(闭口)，℃ | 126 |
| 重金属，μg.g-1 | |
| Fe/Na/Ni/Mg | 108.70/5.74/1.39/56.32 |
| Ca/V/K/Pb | 362.4/0.17/16.25/11.43 |
| Co/Cu/Mn/Zn/Mo | 0.77/0.21/4.24/6.84/0.02 |
| 质谱组成，％ | |
| 胶质 | 33.5 |
| 链烷烃 | 11.5 |
| 环烷烃 | 5.2 |
| 单环/双环/三环/四环 | 2.7/0.7/1.3/0.5 |
| 芳烃 | 49.8 |
| 单环/双环/三环/四环/五环 | 13.8/16.4/8.3/5.0/0.6 |
| 总噻吩/未鉴定 | 4.4/1.3 |
表3第一加氢精制反应部分用部分催化剂组成
表4第二加氢精制反应部分用部分催化剂的物化性质
实施例二
与实施例一相比，在第二加氢反应区2R，在现有的加氢催化剂床层之后，串联加氢裂化催化剂，对大分子芳烃进行选择性缓和裂化，优先改善常规沸点高于350℃的蜡油组分、同时改善常规沸点低于350℃的柴油组分的性质。
分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点高于350℃的蜡油HD，可以部分或全部循环与第二加氢反应区2R的加氢裂化催化剂接触构成部分循环或全部循环裂化流程。
实施例三
与实施例一相比，全部重馏分油1LH循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
实施例四
与实施例一相比，分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点高于350℃的蜡油HD，可以将部分或全部蜡油HD引入第三加氢反应区3R即加氢裂化反应区进行加氢裂化，加氢裂化催化剂床层前后设置加氢精制催化剂床层。第三加氢反应区3R的加氢反应流出物3RP，可以去第一加氢反应区1R或第二加氢反应区2R或二区反应流出物2RP的分离部分。
表5第三加氢反应区3R用催化剂的物化性质
实施例五
与实施例一相比，分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点为350～500℃的蜡油HD和常规沸点高于500℃的重油HDV。可以将部分或全部蜡油HD引入第三加氢反应区3R即加氢裂化反应区进行加氢裂化，加氢裂化催化剂床层前后设置加氢精制催化剂床层。第三加氢反应区3R的加氢反应流出物3RP，可以去第一加氢反应区1R或第二加氢反应区2R或二区反应流出物2RP的分离部分。可以将部分或全部重油HDV引入一区热高分油1L的焦化部分1CRF完成焦化反应：其目的之一在于降低第三加氢反应区3R即加氢裂化反应区的原料干点，降低加氢裂化反应温度延长其加氢裂化催化剂寿命；其目的之二在于提高焦化部分1CRF原料油的氢含量，降低焦炭产率。第三加氢反应区3R用催化剂的物化性质见表5。
尽管本文仅列举五个实施例，但足以表明本发明的效果。
Claims (26)
1.一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法，其特征在于包含以下步骤：
①在第一加氢反应区1R，在氢气和一区加氢催化剂1RC存在条件下，高氮高芳烃第一原料烃1F完成一区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一区反应流出物1RP；
②在一区热高压分离部分1HHPS，一区反应流出物1RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的一区热高分气气体1V和一个主要由常规液体烃组成的一区热高分油液体1L；
③在一区热高分油热裂解部分1CRF，一区热高分油1L完成热裂解反应，分离热裂解产物得到热裂解产品油，至少一部分热裂解产品油去加氢反应区，热裂解工艺选自热裂化、减粘裂化、焦化；
④在第二加氢反应区2R，在二区加氢催化剂2RC存在条件下，一区热高分气气体1V与二区加氢催化剂2RC接触，来自步骤③的二区加氢原料油与二区加氢催化剂2RC接触，进行二区加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的二区反应流出物2RP；分离二区反应流出物2RP得到富氢气体2V和二区加氢生成油2RPO，至少一部分富氢气体2V循环返回加氢反应区。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第二加氢反应区2R。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，至少一部分焦化产品油去第一加氢反应区1R。
4.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，一区热高分油1L降压后进入低压分离部分1HLPS分离为低分气1HLPSV和低分油1HLPSL，低分油1HLPSL完成焦化反应，焦化产物分离为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH。
5.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃为中低温煤焦油；
②在一区热高压分离部分1HHPS，一部分一区热高分油液体1LR循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
6.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH返回焦化部分1CRF的焦化反应区进行焦化反应。
7.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，在一区热高分油焦化部分1CRF，分离焦化产物为焦炭1G、主要由常规沸点低于500℃的烃组分组成的轻馏分油1LL和主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的包含常规沸点高于530℃的烃组分的重馏分油1LH，至少一部分重馏分油1LH返回第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
8.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺；
④在第二加氢反应区2R，分离二区加氢生成油2RPO得到的常规沸点高于530℃的烃类进入步骤③焦化部分1CRF的焦化反应部分进行焦化反应。
9.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
①高氮高芳烃第一原料烃1F为中低温煤焦油，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为6.0～30.0MPa；
③一区热高分油热裂解部分1CRF采用延迟焦化工艺，一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为450～550℃、压力为0.01～0.8MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为280～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区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。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
①第一加氢反应区操作条件为：温度为180～360℃、压力为12.0～25.0MPa、一区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；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～25.0MPa；
③一区热高分油焦化部分1CRF的焦化反应塔操作温度为480～520℃、压力为0.01～0.35MPa；
④第二加氢反应区操作条件为：温度为320～440℃、压力为12.0～25.0MPa、二区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。
11.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的25～65％，煤焦油的烯烃饱和率大于90％，煤焦油的氧脱出率大于90％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之4，煤焦油的残炭脱除率大于35％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，在第一加氢反应区1R的氢耗占第一原料烃总氢耗的35～55％，煤焦油的烯烃饱和率大于95％，煤焦油的氧脱出率大于95％，一区反应流出物1RP中金属量与烃组分量之比低于百万分之2，煤焦油的残炭脱除率大于45％；
④二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
13.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
④在二区冷高压分离部分2LHPS，注水后二区反应流出物2RPW分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区冷高分气气体2LHPSV、一个主要由常规液体烃组成的二区冷高分油液体2LHPSL和一个主要由水组成的含有氨组分的二区冷高分水液体2LHPSW；至少一部分二区冷高分气气体2LHPSV作为富氢气体2V进入加氢改质反应部分；二区热冷压分离部分2LHPS操作温度为20～70℃。
14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于：
④在二区热高压分离部分2HHPS，二区反应流出物2RP分离为一个在体积上主要由氢气组成的二区热高分气气体2HHPSV和一个主要由常规液体烃组成的二区热高分油液体2HHPSL，至少一部分二区热高分气气体2HHPSV进入二区冷高压分离部分2LHPS；二区热高压分离部分2HHPS操作温度为200～380℃。
15.根据权利要求14所述方法，其特征在于：
④二区热高压分离部分2HHPS操作温度为280～350℃。
16.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：
分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
17.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分主要由常规沸点大于350℃的组分组成的二区窄馏分油品循环至第一加氢反应区1R与一区加氢催化剂1RC接触。
18.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：
分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分二区窄馏分油品循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
19.根据权利要求18所述方法，其特征在于：
分离二区加氢生成油2RPO得到二区窄馏分油品，至少一部分主要由常规沸点大于350℃的组分组成的二区窄馏分油品循环至第二加氢反应区2R与二区加氢催化剂2RC接触。
20.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：
①第一原料烃1F中芳烃含量大于40重量％，常规沸点高于350℃的芳烃含量大于20重量％，康氏残炭为2～13％。
21.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：
①第一原料烃在第一加氢反应区1R完成深度加氢精制反应，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于24；
④第二加氢反应区2R使用加氢裂化催化剂对第二加氢反应区2R的原料烃进行加氢裂化反应；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
22.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～13％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为10.0～25.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.05～1.25hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于26；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为250～400℃、压力为10.0～25.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为300～460℃、压力为6.0～30.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.15～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于38。
23.根据权利要求22所述方法，其特征在于：
①第一原料烃中低温煤焦油的残炭为2～10％，第一加氢反应区1R操作条件为：温度为180～440℃、压力为12.0～18.0MPa、一区加氢精制催化剂体积空速为0.15～0.65hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1，一区反应流出物1RP中的柴油全馏分的十六烷值高于32；
②一区热高压分离部分1HHPS操作条件为：温度为280～350℃、压力为12.0～18.0MPa；
④第二加氢反应区2R操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、二区加氢裂化催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；二区反应流出物2RP中的柴油全馏分的十六烷值高于42。
24.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃为同时包含常规沸点大于530℃的煤焦油组分和常规沸点小于530℃的煤焦油组分的油品。
25.根据权利要求24所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃，选自中温煤焦油全馏分或低温煤焦油全馏分或中温煤焦油部分馏分或低温煤焦油部分馏分。
26.根据权利要求24所述的方法，其特征在于：
①第一原料烃为脱除特定组分的煤焦油，选自脱除酚组分的煤焦油或脱除萘组分的煤焦油或脱除蒽组分的煤焦油。
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