CN105087061A - 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法 - Google Patents

一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN105087061A
CN105087061A CN201410195080.0A CN201410195080A CN105087061A CN 105087061 A CN105087061 A CN 105087061A CN 201410195080 A CN201410195080 A CN 201410195080A CN 105087061 A CN105087061 A CN 105087061A
Authority
CN
China
Prior art keywords
hydrocracking
reaction
hydrofining
heavy oil
hydrogen
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN201410195080.0A
Other languages
English (en)
Inventor
何巨堂
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Individual
Original Assignee
Individual
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Individual filed Critical Individual
Priority to CN201410195080.0A priority Critical patent/CN105087061A/zh
Publication of CN105087061A publication Critical patent/CN105087061A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Landscapes

  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，适合于高杂质含量的重馏分高芳烃的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程，加氢精制重油R1PVGO在前置前提质区RT30在利于提高芳烃饱和率和提高脱氮率的合适低的温度条件下，经济地实现深度芳烃饱和与深度脱氮，为后续的加氢裂化过程RC30准备低氮、低芳烃重油原料，前置前提质区反应流出物RT30P升温后进入加氢裂化过程RC30。本发明特别适合于中低温煤焦油的重馏分的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30，能够显著降低实现加氢裂化过程RC30的操作温度、提高液体油品收率，能够延长催化剂寿命、延长装置运转周期。

Description

一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法
技术领域
本发明涉及一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法；特别地讲，本发明涉及一种高氮含量的重馏分高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法；更特别地讲，本发明涉及一种中低温煤焦油的加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，加氢精制重油R1PVGO在前提质区RT30在利于深度加氢脱氮和深度加氢芳烃饱和的合适低的温度条件下，经济地实现深度脱氮和深度芳烃饱和，为后续的加氢裂化过程RC30准备低氮、低芳烃重油原料，前提质区反应流出物RT30P升温后进入加氢裂化过程RC30，能够显著降低加氢裂化过程RC30的操作温度、提高液体油品收率、改善产品质量、降低氢耗、延长装置运转周期延长催化剂总寿命。
背景技术
以下描述现有的中低温煤焦油HDS的深度加氢精制方法和中低温煤焦油的加氢精制重油的加氢裂化方法。
本发明所述中低温煤焦油HDS，指的是全馏分中低温煤焦油或中低温煤焦油的馏分油比如常规沸点为120～450℃的中低温煤焦油的馏分油或常规沸点高于450℃的中低温煤焦油的煤沥青，通常含有多种含硫有机化合物和含氮有机化合物，这些含硫、含氮化合物因炭数和空间结构的不同，其氢解速度或氢解转化率差异很大；部分硫、氮属于杂环化合物，这些硫、氮位于杂环化合物的环链上，例如表1所列典型组分。本发明所述的宽馏分煤焦油HDS，通常指的是其加氢精制生成油中含有加氢柴油馏分R1PD和高于柴油沸点的加氢精制重油R1PVGO的煤焦油，煤焦油的高沸点馏分通常含有较多的杂元素比如硫、氮。
表1煤焦油中的典型杂环化合物
本发明所述加氢精制生成油，指的是原料烃加氢精制过程产生的部分或全部生成油，包含加氢精制过程最后步骤产生的生成油和加氢精制过程中间步骤产生的外排生成油，并且本发明所述加氢精制生成油至少含有加氢精制重油组分R1PVGO，通常还含有加氢精制柴油组分R1PD和加氢精制石脑油组分R1PN等。
工业化的中低温煤焦油的深度加氢改质过程通常包含深度加氢精制过程R1，分离深度加氢精制过程R1反应流出物R1P得到深度加氢精制生成油R1PO。加工常规沸点为120～450℃的中低温煤焦油的馏分油和或加工常规沸点高于450℃的中低温煤焦油的煤沥青时，深度加氢精制生成油R1PO中的液体烃类通常包含加氢精制石脑油组分R1PN、加氢精制柴油组分R1PD和加氢精制尾油组分R1PVGO即加氢精制重油组分，其中加氢精制柴油组分R1PD通常是主要目标产品，因此，可以说中低温煤焦油的深度加氢精制过程R1的反应条件通常首要地或者说主要地是围绕保证柴油馏分R1PD的质量选择的；当加氢精制尾油馏分R1PVGO作为加氢裂化原料时，尾油的氮含量及密度也将成为必须兼顾的第二目标，由于加氢精制柴油馏分R1PD来自于中低温煤焦油中的同炭数组分的转化物和更高碳数组分的转化物，多数情况下，改善或提高加氢精制柴油馏分R1PD和加氢精制尾油R1PVGO这两个产品的质量的手段是一致的，比如提高反应压力和或提高反应温度和或降低催化剂空速。中低温煤焦油的加氢精制石脑油馏分R1PN，因为辛烷值低而芳烃潜含量高，通常用作催化重整装置原料石脑油的调和组分。
为了最大限度地生产柴油组分及其更轻组分，通常设置加氢裂化反应过程RC30，分离中低温煤焦油HDS的加氢精制过程R1的加氢精制生成油R1PO得到主要由常规沸点高于330℃烃组成的加氢精制重油R1PVGO，加氢精制重油R1PVGO通过加氢裂化反应过程RC30生产柴油及更轻馏分转化为加氢裂化反应流出物RC30P，通常，加氢裂化反应流出物R30P与高芳烃HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
本发明关注的问题是：在加氢裂化反应过程RC30，如何在经济地操作条件下改善加氢裂化反应过程产品分布、增加液体产品收率、提高加氢裂化生成油RC30P的质量和延长操作周期，而这一切均与加氢裂化反应过程RC30操作温度关系密切，通常，在保证加氢裂化转化率不变的前提下降低加氢裂化反应过程RC30操作温度将取得显著的有益效果，而为了实现降低加氢裂化反应过程RC30操作温度之目标，在不改变操作压力、催化剂、氢油体积比的条件下，必须降低原料油的有机氮含量和芳烃含量，因此，本发明关注的问题的实质是：在加氢裂化反应过程RC30中，如何经济地降低加氢裂化反应过程RC30的原料油的有机氮含量和芳烃含量。
现有的中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化方法，第一种降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的方法，是针对深度加氢精制过程R1提高反应压力和或提高反应温度和或降低催化剂空速，这些方法或措施带来了以下后果：
①无论何种方法，由于煤焦油通常氮含量太高，深度加氢精制过程R1反应流出物含有大量氨分子，这些氨分子对加氢精制催化剂的活性中心有着极强的吸附能力，从而占据大量活性中心严重降低加氢脱氮催化剂、加氢芳烃饱和催化剂的活性，改质效果不可能显著；
②提高深度加氢精制过程R1的反应压力，利于提高有机氮脱除反应速度、芳烃脱除反应速度，并可提高有机氮脱出率、芳烃转化率，但是不能改变气相氨浓度高这一不利条件，无法显著提高催化剂效率，且大幅度提高了整个深度加氢精制过程R1的压力即大幅度提高了整个深度加氢精制过程R1的投资；
③提高深度加氢精制过程R1的反应温度，利于提高有机氮脱除反应速度、芳烃脱除反应速度，但是操作温度过高时会更快速的提高脱氢反应速度，总体效果是降低芳烃加氢饱和反应平衡常数即降低芳烃饱和转化率，并增加加氢精制石脑油馏分R1PN的有机硫含量，同时会增加热裂解反应增加常规气体和轻组分产率而降低油品总收率；参见表2，反应温度的提高，导致芳烃加氢饱和反应平衡常数的快速降低；
表2典型芳烃加氢饱和反应平衡常数及相对反应速度常数
④降低深度加氢精制过程R1的催化剂空速即使用更多的深度加氢精制催化剂，增加了催化剂和反应器投资，可以小幅度提高芳烃转化率，但是在不降低温度的前提条件下，不能有效提高芳烃转化率；由于不能改变气相氨浓度高这一条件，也无法显著提高催化加氢芳烃饱和净反应速度。
实际上，上述的第一种降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的方法，均无法满足高效降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的的高效加氢提质过程RT30必须的多项综合条件：低杂质环境、原料高选择性、合适低的反应温度和高效芳烃加氢饱和催化剂，从而难以经济地实现高效降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的目标。
现有的中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化方法，第二种降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的方法，是针对加氢裂化反应过程RC30在加氢裂化催化剂床层之前使用加氢精制催化剂床层构成前提质区RT30，在一台反应器内装填前提质区RT30加氢精制催化剂RT30C和加氢裂化反应过程RC30的至少一部分催化剂RC30C，前提质区RT30反应流出物直接进入加氢裂化反应过程RC30，前提质区RT30催化剂床层的出口温度RT30T2与加氢裂化反应过程RC30的起始温度RC30T1相等或基本相等，一般温度差“RC30T1-RT30T2”小于10℃、通常温度差小于5℃，实际上在工业装置上RC30T1和RT30T2的温度值基本等同。该方法实现了低杂质环境、原料高选择性和高效芳烃加氢饱和催化剂的条件，同时具有反应器台数少、流程简单、投资低的优点；但是前提质区RT30的反应温度是随加氢裂化反应过程RC30的适宜温度而确定的。由于前提质区RT30的提质目标本质上不是提高加氢精制重油R1PVGO中的有机氮含量转化反应速度和提高加氢精制重油R1PVGO中的芳烃转化速度，而是提高加氢精制重油R1PVGO中的有机氮含量转化率和提高加氢精制重油R1PVGO中的芳烃转化率，且中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO中的有机氮含量绝对值本身很低，因此，常规工艺中的前提质区RT30的操作温度显得过高了，虽然有利于提高芳烃的转化速度，但是更加快了脱氢的逆反应速度，降低了芳烃加氢饱和反应平衡常数即降低芳烃饱和转化率，同时还会增加热裂解反应增加常规气体和轻组分产率而降低油品总收率，并加速提质区RT30的加氢精制催化剂RT30C的结焦速度缩短其寿命；参见表2，反应温度的提高，导致芳烃加氢饱和反应平衡常数的快速降低；也就是说，常规工艺中的前提质区RT30没有能够实现合适低的芳烃饱和反应温度从而没有实现最经济地高效降低加氢精制重油R1PVGO的有机氮含量和芳烃含量的目标，因而，也不能最大限度地降低加氢裂化反应过程RC30的操作温度。常规工艺中的前提质区RT30和加氢裂化反应过程RC30，均存在反应温度过高、催化剂结焦速度偏高、液体油品收率偏低的缺陷。
中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30的反应温度通常很高，其原因和不利的加氢效果在于：
①由于中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO主要由芳烃(部分饱和的芳烃)、环烷烃构成，其加氢裂化过程RC30选用的加氢裂化催化剂RC30C不宜选择分子筛型加氢裂化催化剂，通常选用无定形加氢裂化催化剂或含少量分子筛的无定形加氢裂化裂化催化剂，试验证明，其起始反应温度很高，比如对于全馏分中低温煤焦油加氢精制所得的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30选用的无定形加氢裂化催化剂，其加氢裂化过程RC30运转初期反应温度高达405℃，很明显，这样高的温度对于加氢精制重油R1PVGO的深度芳烃加氢饱和、深度加氢脱氮而言极为不利，这一点，实施例中有数据证明；
②全馏分中低温煤焦油加氢精制所得的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30选用的无定形加氢裂化催化剂，由于加工过程的高温条件必然导致快速结焦，加氢裂化过程RC30的运转末期反应温度高达430℃，很明显，这样高的温度对于加氢精制重油R1PVGO的深度芳烃加氢饱和、深度加氢脱氮而言极端不利；
③前提质区RT30和加氢裂化反应过程RC30，操作温度过高导致过多的热裂解反应，导致气体和轻馏分产率过高，液体油品收率下降，并导致加氢裂化柴油馏分中芳烃含量上升，降低了加氢裂化柴油馏分的密度和十六烷值；同时增加了氢耗量；
④前提质区RT30和加氢裂化反应过程RC30，反应温度过高导致催化剂结焦速度偏高，装置运转周期短、催化剂寿命短，增加了加工成本。
为了克服上述问题，本发明提出了一种中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化方法，属于一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区RT30的加氢裂化方法，其核心工艺设想是：针对加氢裂化反应过程RC30在加氢裂化催化剂床层之前使用加氢精制催化剂床层构成前提质区RT30，加氢精制重油R1PVGO在前置前提质区RT30在利于提高芳烃饱和率和提高脱氮率的合适低的温度条件下，实现深度芳烃饱和与深度脱氮，为后续的加氢裂化过程RC30准备低氮、低芳烃重油原料，前置前提质区反应流出物RT30P升温后进入加氢裂化过程RC30，能够显著降低前提质区RT30和加氢裂化过程RC30的操作温度、提高液体油品收率，能够延长催化剂寿命、延长装置运转周期。前置前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1通常低25℃以上、一般低35℃以上、特别地低60℃以上。
本质上讲，本发明基于高氮含量的重馏分高芳烃的加氢精制重油的氮含量、芳烃含量通常较高这一事实，提出了一种设置专用补充加氢精制过程的加氢裂化工艺，专用补充加氢精制过程用于实现加氢精制重油的深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和，以降低加氢裂化过程的操作温度。
本发明所述一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法未见报道。
本发明的第一目的在于提出一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法。
本发明的第二目的在于提出一种高氮含量的重馏分高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法。
本发明的第三目的在于提出一种中低温煤焦油的加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，前置前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1通常低25℃以上、一般低35℃以上、特别地低50℃以上。
对于其加氢精制生成油R1PO中含有加氢精制柴油组分R1PD和加氢精制尾油组分R1PVGO的含氮的高芳烃物料HDS的深度加氢精制过程R1，本发明均可应用，这些物流可以选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
发明内容
本发明一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
本发明高芳烃原料HDS，通常选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的的烃油。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件通常为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为270～380℃、压力为8.0～28.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为0.2～40.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于30PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低25℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为300～460℃、压力为8.0～28.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.1～5.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于30％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于80％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件一般为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为300～370℃、压力为10.0～20.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为1.0～20.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于15PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低35℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为340～440℃、压力为10.0～20.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.2～3.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于40％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件较佳者为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为320～360℃、压力为13.0～18.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为2.0～10.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于10PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低50℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为350～410℃、压力为13.0～18.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.3～1.5hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于90％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件最好为：
①提质区RT30压力为14.0～16.0MPa；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于5PPm。
③加氢裂化反应过程RC30压力为14.0～16.0MPa；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
本发明加工的高芳烃原料HDS特别宜为中低温煤焦油。
本发明，分离部分HPS通常包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
本发明，分离部分HPS可以设置热高压分离部分3THPS，此时，本发明特征在于：
④在热高压分离部分3THPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到热高分气气体3THPV和热高分油3THPL；
至少一部分热高分气气体3THPV进入冷高压分离部分LHPS分离为主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油时，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值通常高于26、一般高于30、最好高于34。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制反应过程R1和加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化反应流出物RC30P的第一种常用总流程关系是：含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制生成油R1PO；分离加氢精制生成油R1PO得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制反应过程R1和加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化反应流出物RC30P的第二种常用总流程关系是：含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P在热高压分离部分R1PHPS分离为主要由加氢精制重油组分组成的热高分油R1PHPSL，热高分油R1PHPSL用作加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
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。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
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。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属元素如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于180℃的常规液体烃。
本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为180～350℃的烃类。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。
本发明所述的重油组分指的是常规沸点高于350℃的烃类。
本文所说的多环芳烃的芳环数为3～5。
本文所说的稠环芳烃的芳环数大于5。
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。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，可以是上述煤焦油的混合油，可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。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，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
通常常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分油的烯烃含量高、酚含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分如低级有机硫、多环芳烃的外侧芳环，因此，本发明所述的中低温煤焦油轻馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制过程R11和深度加氢精制过程R12；浅度加氢精制过程R11，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。
通常常规沸点高于450℃的中低温煤焦油重馏分特别是煤沥青馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高，因此，本发明所述的中低温煤焦油重馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制过程R11和深度加氢精制过程R12；浅度加氢精制过程R11，通常使用加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱残炭剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。
本发明所述的煤焦油的常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分油或煤焦油重馏分或煤焦油全馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制过程R11和深度加氢精制过程R12；浅度加氢精制过程R11，目的在于在较深度加氢精制过程R12缓和的操作条件下降低烯烃、酚、金属、残炭含量，实质上是为深度加氢精制过程R12准备低残炭、低杂元素的烃原料，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合；深度加氢精制过程R12，目的在于对浅度加氢精制生成油R11PO实现深度加氢精制生产出质量较好的柴油馏分，在较浅度加氢精制过程R11剧烈的操作条件下实现深度加氢脱硫、深度加氢脱氮、深度加氢芳烃饱和，通常使用加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃深度饱和剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。已经公开的煤焦油轻馏分或煤焦油重馏分或煤焦油全馏分的加氢精制反应过程R1的工艺有多种，本发明的加氢精制反应过程R1可以组合使用这些方法。
本发明所述中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO，指的是分离中低温煤焦油HDS的加氢精制过程R1的加氢生成油R1PO得到的主要由常规沸点高于330℃烃组成的加氢精制重油。
本发明所述中低温煤焦油的加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化反应过程RC30，指的是以加氢精制重油R1PVGO为烃原料生产柴油馏分及更轻馏分的加氢裂化反应过程。
本发明所述加氢精制反应过程R1使用的反应器，其催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器；可以是鼓泡式反应器，可以是高液相分率的液相强化型反应器。流化床反应器，可以是沸腾床反应器或悬浮床反应器或上流式微膨胀床。
本发明所述加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30，其使用的反应器的催化剂床层工作方式可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30，其使用的反应器的催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。
本发明所述加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化过程RC30的前提质区RT30，其使用的反应器的催化剂床层工作方式可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。前提质区RT30，其使用的反应器的催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30PO，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
本发明高芳烃原料HDS，通常选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的的烃油。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件通常为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为270～380℃、压力为8.0～28.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为0.2～40.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于30PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低25℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为300～460℃、压力为8.0～28.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.1～5.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于30％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于80％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件一般为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为300～370℃、压力为10.0～20.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为1.0～20.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于15PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低35℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为340～440℃、压力为10.0～20.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.2～3.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于40％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件较佳者为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为320～360℃、压力为13.0～18.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为2.0～10.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于10PPm。
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低50℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为350～410℃、压力为13.0～18.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.3～1.5hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于90％。
本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的操作条件最好为：
①提质区RT30压力为14.0～16.0MPa；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于5PPm。
③加氢裂化反应过程RC30压力为14.0～16.0MPa；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
本发明加工的高芳烃原料HDS特别宜为中低温煤焦油。
本发明，分离部分HPS通常包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
本发明，分离部分HPS可以设置热高压分离部分3THPS，此时，本发明特征在于：
④在热高压分离部分3THPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到热高分气气体3THPV和热高分油3THPL；
至少一部分热高分气气体3THPV进入冷高压分离部分LHPS分离为主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油时，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值通常高于26、一般高于30、最好高于34。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制反应过程R1和加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化反应流出物RC30P的第一种常用总流程关系是：含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制生成油R1PO；分离加氢精制生成油R1PO得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
按照本发明，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制反应过程R1和加氢精制重油R1PVGO的加氢裂化反应流出物RC30P的第二种常用总流程关系是：含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P在热高压分离部分R1PHPS分离为主要由加氢精制重油组分组成的热高分油R1PHPSL，热高分油R1PHPSL用作加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
根据需要，可以将任一种补充硫加入到前提质区RT30和或加氢裂化过程RC30，以保证反应过程必须的最低硫化氢体积浓度比如500PPm或1000PPm或规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的回收氢气和烃油的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的适合于接收该热高分油的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收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硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入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；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供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，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，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，最好引入加氢精制反应过程R1。
本发明一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法的主要优点在于：
①对于前提质区RT30，降低了操作温度，提高了高芳烃加氢精制重油的芳烃饱和率和有机氮脱出率；
②对于前提质区RT30，降低了操作温度，减少了热裂化反应，提高了液体油品收率；
③对于前提质区RT30，降低了操作温度，降低了前提质催化剂RT30C结焦速度，延长了装置运转周期，延长了催化剂寿命；
④对于加氢裂化过程RC30，降低了操作温度，提高了加氢裂化柴油馏分的芳烃饱和率即提高了柴油馏分质量；
⑤对于加氢裂化过程RC30，降低了操作温度，降低了裂化催化剂RC30C结焦速度，延长了装置运转周期，延长了催化剂寿命；
⑥对于加氢裂化过程RC30，降低了操作温度，减少了热裂化反应，改善了产品分布，提高了液体油品收率；
⑦对于前提质区RT30和加氢裂化过程RC30，降低了操作温度，减少了热裂化反应，降低了氢耗。
实施例
对照例一
性质如表3的中温煤焦油，加工量为62.5t/h，经过操作条件如表5的加氢精制反应过程R1完成加氢精制反应R1R，加氢精制过程R1物料平衡和产品分布见表6，加氢精制柴油馏分R1PD性质见表7，加氢精制重油R1PVGO性质见表8，可以看出加氢精制重油R1PVGO氮含量高达232PPm。
加氢精制重油R1PVGO，在操作条件如表9的加氢裂化反应过程RC30实现约65％的单程转化率，加氢裂化过程物料平衡和产品分布见表10，加氢裂化汽油馏分性质见表11，加氢裂化过程柴油馏分性质表12，加氢裂化尾油性质见表13。
对照例二
为了降低加氢裂化反应过程RC30进料的氮含量，在加氢裂化催化剂床层之前使用加氢精制催化剂床层构成前提质区RT30，在第一台反应器上部装填前提质区RT30加氢精制催化剂RT30C床层、在下部装填加氢裂化反应过程RC30的部分催化剂RC30C，在第二台反应器的上部和中部装填加氢裂化反应过程RC30、在尾部装填后精制床层RK30，后精制床层RK30使用的加氢精制催化剂与前提质区RT30使用的加氢精制催化剂RT30C相同。前提质区RT30加氢精制催化剂RT30C与加氢精制反应过程R1使用的加氢精制催化剂R1CD相同。操作条件见表14，加氢裂化反应过程RC30平均反应温度降低了约15℃。
实施例
基于对照例二，为了最大限度降低加氢裂化反应过程RC30进料的氮含量，按照本发明，在加氢裂化催化剂床层之前使用单独装填提质过程RT30的加氢精制催化剂RT30C的反应器RT30E，构成适宜的低温操作的前提质区RT30。操作条件见表15，加氢裂化反应过程RC30平均反应温度降低了约13℃，提质过程RT30平均反应温度降低了约30℃。
本实施例，提质过程RT30使用的催化剂和数量，与对照例二相同。
表3脱水煤焦油的性质
表4催化剂的物化性质
表5加氢精制过程R1反应条件
表6加氢精制过程R1物料平衡和产品分布
项目 数据
H2S/NH3+H2O 0.16/1.03/7.62
C1/C2 0.66/0.38
C3/iC4/nC4 0.65/0.04/0.16
150℃ 12.37
150～180℃ 16.32
180～260℃ 20.27
260～310℃ 16.11
310～350℃ 14.32
350～370℃ 7.35
＞370℃ 20.19
C5 +液收 94.46
化学氢耗 5.20
表7加氢精制柴油馏分R1PD性质
表8加氢精制重R1PVGO油性质
表9加氢裂化过程RC30操作条件
表10加氢裂化物料平衡和产品分布(相对于加氢精制尾油的重量，m％)
表11加氢裂化汽油馏分性质
表12加氢裂化柴油馏分性质
表13加氢裂化尾油性质
表14对照例二加氢裂化过程操作条件
项目 数据
提质过程RT30加氢精制催化剂 RT30C
提质过程RT30反应温度，℃ 370～383
提质生成油RT30PO氮含量，PPm 35～40
提质过程RT30催化剂体积空速，h-1 2～3
加氢裂化催化剂 RC30C
反应总压，MPa 15.7
氢油体积比，v 1000∶1
加氢裂化催化剂体积空速，h-1 0.5
加氢裂化平均反应温度，℃ 约390～392
后精制催化剂RK30C RK30C
后精制催化剂体积空速，h-1 5.0
＞370单程转化率，m％ ～65
表15实施例加氢裂化过程操作条件
项目 数据
提质过程RT30加氢精制催化剂 RT30C
提质过程RT30反应温度，℃ 340～354
提质生成油RT30PO氮含量，PPm 8～10
提质过程RT30催化剂体积空速，h-1 2～3
加氢裂化催化剂 RC30C
反应总压，MPa 15.7
氢油体积比，v 1000∶1
加氢裂化催化剂体积空速，h-1 0.5
加氢裂化平均反应温度，℃ 约377～379
后精制催化剂RK30C RK30C
后精制催化剂体积空速，h-1 5.0
＞370单程转化率，m％ ～65

Claims (15)

1.一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
高芳烃原料HDS，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的的烃油。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为270～380℃、压力为8.0～28.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为0.2～40.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于30PPm；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低25℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为300～460℃、压力为8.0～28.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.1～5.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于30％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于80％。
4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为300～370℃、压力为10.0～20.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为1.0～20.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于15PPm；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低35℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为340～440℃、压力为10.0～20.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.2～3.0hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于40％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：
①在提质区RT30，在氢气和提质区催化剂RT30C存在条件下，在温度为320～360℃、压力为13.0～18.0MPa、提质区催化剂RT30C的体积空速为2.0～10.0hr-1的操作条件下，含氮的高芳烃原料HDS的加氢精制重油R1PVGO进行加氢提质反应RT30R得到提质区反应流出物RT30P，加氢提质反应RT30R包括含氮组分NC的加氢脱氮反应和或芳烃加氢饱和反应；加氢精制重油R1PVGO主要由常规沸点高于330℃的烃组成；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于10PPm；
②在升温过程UT，提质区反应流出物RT30P升温后的物流RT30PUT进入加氢裂化反应过程RC30；前提质区RT30催化剂床层出口温度RT30-T2，比加氢裂化过程RC30催化剂床层入口温度RC30-T1低50℃以上；
③在加氢裂化反应过程RC30，在氢气和加氢裂化催化剂RC30C存在条件下，在温度为350～410℃、压力为13.0～18.0MPa、加氢裂化催化剂RC30C的体积空速为0.3～1.5hr-1的操作条件下，至少一部分升温后物流RT30PUT进行生成柴油组分及更轻组分的加氢裂化反应RC30R得到加氢裂化反应流出物RC30P；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④在分离部分HPS，至少一部分加氢裂化反应流出物RC30P分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢裂化生成油RC30P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用；富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于90％。
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：
①提质区RT30压力为14.0～16.0MPa；提质区反应流出物RT30P中烃油中的有机氮含量低于5PPm；
③加氢裂化反应过程RC30压力为14.0～16.0MPa；加氢裂化反应过程RC30烃原料转化率大于60％；
④富氢气气体HPV的氢气体积浓度高于85％。
7.根据权利要求3或4或5或6所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油。
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③分离部分HPS包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
②在热高压分离部分3THPS，分离加氢裂化反应流出物RC30P得到热高分气气体3THPV和热高分油3THPL；
至少一部分热高分气气体3THPV进入冷高压分离部分LHPS分离为主要由氢气组成的冷高分气气体LHPV和冷高分油LHPL，冷高分气气体LHPV用作富氢气气体HPV。
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
11.根据权利要求10所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于26。
12.根据权利要求10所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于30。
13.根据权利要求10所述方法，其特征在于：含氮的高芳烃原料HDS为中低温煤焦油，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于34。
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，分离加氢精制反应流出物R1P得到加氢精制生成油R1PO；分离加氢精制生成油R1PO得到加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
含氮的高芳烃原料HDS经过加氢精制反应过程R1转化为加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P在热高压分离部分R1PHPS分离为主要由加氢精制重油组分组成的热高分油R1PHPSL，热高分油R1PHPSL用作加氢精制重油R1PVGO；加氢裂化反应流出物RC30P与高芳烃原料HDS的加氢精制反应流出物R1P混合后分离。
CN201410195080.0A 2014-05-05 2014-05-05 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法 Pending CN105087061A (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201410195080.0A CN105087061A (zh) 2014-05-05 2014-05-05 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201410195080.0A CN105087061A (zh) 2014-05-05 2014-05-05 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN105087061A true CN105087061A (zh) 2015-11-25

Family

ID=54568407

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201410195080.0A Pending CN105087061A (zh) 2014-05-05 2014-05-05 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN105087061A (zh)

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108949227A (zh) * 2017-05-24 2018-12-07 何巨堂 一种高氮含芳烃油多级加氢式深度脱氮深度脱芳烃方法
CN113930256A (zh) * 2020-06-29 2022-01-14 中国石油化工股份有限公司 一种高氮原油生产化工原料的加氢裂化方法
CN113930254A (zh) * 2020-06-29 2022-01-14 中国石油化工股份有限公司 一种原油加氢裂化生产化工原料的方法

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1721509A (zh) * 2004-07-14 2006-01-18 中国石油化工股份有限公司 一种生产喷气燃料的中压加氢裂化方法
CN103820147A (zh) * 2013-05-19 2014-05-28 何巨堂 一种高氮高芳烃加氢转化方法

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1721509A (zh) * 2004-07-14 2006-01-18 中国石油化工股份有限公司 一种生产喷气燃料的中压加氢裂化方法
CN103820147A (zh) * 2013-05-19 2014-05-28 何巨堂 一种高氮高芳烃加氢转化方法

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108949227A (zh) * 2017-05-24 2018-12-07 何巨堂 一种高氮含芳烃油多级加氢式深度脱氮深度脱芳烃方法
CN113930256A (zh) * 2020-06-29 2022-01-14 中国石油化工股份有限公司 一种高氮原油生产化工原料的加氢裂化方法
CN113930254A (zh) * 2020-06-29 2022-01-14 中国石油化工股份有限公司 一种原油加氢裂化生产化工原料的方法
CN113930256B (zh) * 2020-06-29 2023-06-09 中国石油化工股份有限公司 一种高氮原油生产化工原料的加氢裂化方法
CN113930254B (zh) * 2020-06-29 2023-06-23 中国石油化工股份有限公司 一种原油加氢裂化生产化工原料的方法

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN102585897B (zh) 一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法
CN101629103B (zh) 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法
CN103571533B (zh) 一种煤焦油加氢系统及方法
CN101712886A (zh) 一种煤焦油氢化方法
CN101033409A (zh) 一种蒽油加氢转化方法
CN102899081A (zh) 一种蜡油加氢处理方法
CN103897730A (zh) 一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法
CN103740404A (zh) 一种高氮高芳烃加氢改质方法
CN105087061A (zh) 一种高芳烃加氢精制重油的设置前提质区的加氢裂化方法
CN103820147A (zh) 一种高氮高芳烃加氢转化方法
CN103333713A (zh) 一种高氮高芳烃加氢改质和热裂化组合方法
CN101629101A (zh) 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法
CN102433156B (zh) 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法
CN108949227A (zh) 一种高氮含芳烃油多级加氢式深度脱氮深度脱芳烃方法
CN105524656A (zh) 一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法
CN102585898A (zh) 一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法
CN104178209A (zh) 一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法
CN104263407A (zh) 一种上流式床层与固定床串联操作的烃加氢方法
CN104232157A (zh) 一种设置颗粒物沉降区的烃加氢方法及其反应器
CN104194828A (zh) 一种包含反应热回收步骤的劣质烃加氢方法
CN104927914A (zh) 包含使用供氢烃的低氢油比预加氢过程的高芳烃加氢方法
CN101041783B (zh) 一种煤焦油加氢转化方法
CN105087062A (zh) 一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法
CN104250566A (zh) 一种含易氢解金属化合物的劣质烃加氢方法
CN104531212A (zh) 一种使用精制柴油组分加氢提质反应过程的高芳烃加氢改质方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication

Application publication date: 20151125