CN105087062A

CN105087062A - 一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法

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Publication number: CN105087062A
Application number: CN201410214468.0A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 2014-05-15
Filing date: 2014-05-15
Publication date: 2015-11-25

Abstract

一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法，适合于宽馏分高芳烃的加氢改质过程，加氢精制反应流出物R1P在初级热高压分离部分FTHPS分离为主要由重烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含柴油组分的初级热高分气FTHPSV；降温后的FTHPSV在热高压分离部分1THPS分离为主要由柴油组分组成的热高分油1THPSL和热高分气1THPSV；至少一部分1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物RD2P；该方法特别适合于中低温煤焦油的加氢改质过程，可实现加氢精制柴油组分的低成本提质。

Description

一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法

技术领域

本发明涉及一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法；特别地讲，本发明涉及一种使用后置柴油组分提质过程的高杂质含量的宽馏分高芳烃加氢改质方法；更特别地讲，本发明涉及一种宽馏分煤焦油的深度加氢改质方法，可实现加氢精制柴油组分的低成本提质，加氢精制反应流出物R1P在初级热高压分离部分FTHPS分离为主要由重烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含柴油组分的初级热高分气FTHPSV；降温后的初级热高分气FTHPSV在热高压分离部分1THPS分离为主要由柴油组分组成的热高分油1THPSL和热高分气1THPSV；至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和柴油组分提质催化剂RD2C存在条件下，进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或选择性开环和或加氢裂化制得提质柴油组分。

背景技术

以下结合中低温煤焦油HDS，描述现有的煤焦油的深度加氢精制方法。

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宽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所列组分。本发明所述的宽馏分煤焦油HDS，通常指的是所述煤焦油含有柴油馏分和高于柴油沸点的高沸点馏分HDSHD的煤焦油，高沸点馏分HDSHD通常含有较多的杂元素比如硫、氮。

表1煤焦油中的部分杂环化合物组分

本发明所述加氢改质生成油，指的是原料烃加氢改质过程产生的部分或全部生成油，包含加氢改质过程最后步骤产生的生成油和加氢改质过程中间步骤产生的外排生成油，并且本发明所述加氢改质生成油至少含有柴油组分和重油组分，也可以含有石脑油组分等。

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柴油组分和重油组分，通常还含有石脑油组分等。

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中的液体烃类通常为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。

本发明关注的问题是：在深度加氢精制过程R1，如何经济地提高加氢精制柴油馏分R1PD的质量，即降低密度、提高十六烷值、降低硫含量、降低氮含量，其中主要目标是降低密度、提高十六烷值。

关于中低温煤焦油的深度加氢精制过程R1生成油R1PO中柴油馏分R1PD的提高质量的方法即降低密度、提高十六烷值、降低硫含量、降低氮含量的低气体产率的方法，已有的第一种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和或使用缓和加氢裂化催化剂，所述缓和加氢裂化催化剂优先选择具有对部分饱和的双环或多环芳烃具有选择性打开饱和环的功能的加氢裂化催化剂以实现低氢耗、高液收、高效提质，这些方法或措施带来了以下后果：

①第一方面，由于煤焦油中含有较多的有机氮，这些有机氮的大部分数量或绝大部分数量在深度加氢精制过程R1的中前部催化剂床层中已经转化为了氨，从而在深度加氢精制过程R1的后部催化剂床层中形成了氨气相体积浓度高的条件，大量的具有孤对电子的氨分子对加氢精制催化剂、缓和加氢裂化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，利于提高芳烃脱除反应速度，并可提高芳烃转化率，但是不能改变高气相氨浓度这一条件，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，利于提高蜡油馏分的芳烃转化率，但是操作温度过高时会降低柴油组分的芳烃饱和转化率，是一种具有一定反作用的手段，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；如表2所示，来自中低温煤焦油原料的结构复杂的双环芳烃或多环芳烃，其芳烃平衡转化率随温度的提高而显著降低；

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；也不能改变高气相氨浓度这一条件，故无法显著提高催化加氢芳烃饱和净反应速度；

⑤在煤焦油深度加氢精制过程R1之后串联使用缓和加氢裂化催化剂，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，这些氨分子对缓和加氢裂化催化剂的酸性裂化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裂化催化剂的活性从而降低裂化活性并导致裂化反应温度的提高而加剧非选择性裂化反应增加焦炭(即催化剂表面结焦)和常规气体组分的产率，再加上裂化反应原料中含有的大量柴油、汽油等轻质烃会过度裂化生成常规气体烃从而降低液体油品总收率。

由于常规的中低温煤焦油的深度加氢改质过程，其深度加氢精制过程R1的最后催化剂床层的操作温度通常处于整个深度加氢精制过程R1操作温度的最高位，其气相氨浓度处于整个深度加氢精制过程R1气相氨浓度的最高位，因而在实验研究和工业装置运行中，加氢精制柴油馏分R1PD普遍存在着芳烃含量高、密度高、十六烷值低的问题。实际上，上述的深度加氢精制过程生成油R1PO中柴油馏分R1PD的质量的提高方法，均无法同时满足加氢精制柴油组分R1PD的高效加氢提质的多项综合条件：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或选择性开环加氢裂化催化剂，从而难以经济地实现低气体产率下高效降低密度、提高十六烷值的目标。

第二种中低温煤焦油的深度加氢精制过程R1生成油R1PO中柴油馏分R1PD的质量的提高方法即降低密度、提高十六烷值的方法，是先分离和或分馏中低温煤焦油的深度加氢精制过程R1生成油R1PO得到柴油馏分R1PD，然后在单独的柴油馏分R1PD的加氢提质反应器中实现高选择性原料、低杂质环境、合适低的反应温度和高效芳烃加氢饱和催化剂效率的条件，但是，这相当于建设了一套独立的柴油加氢提质装置，投资太高，是一种不经济的提质方法，不是本发明追求的目标方法。

基于以上分析，本发明提出了一种宽馏分中低温煤焦油的加氢改质方法，属于一种提高柴油馏分R1PD的质量的经济性生产方法，其核心工艺设想是：加氢精制反应流出物R1P在热高压分离过程1THPS分离为热高分气1THPV和热高分油1THPL，热高分油1THPL在后置柴油组分R1PD加氢提质反应过程RD2在低杂质环境中高效完成柴油组分R1PD的加氢提质反应比如深度脱硫和或深度脱氮和或选择性开环制得提质油品。

本发明的流程特征是使用两个热高压分离过程实现加氢精制生成油的两次分离，实现重油组分、柴油组分和石脑油组分的相对分离，能够以简单的流程在低投资、低能耗的条件下生产出高质量的柴油组分。

本发明使用于高芳烃原料的深度加氢精制反应流出物R1P的后续加工时，要求加氢精制反应流出物R1P含有常规沸点高于330℃的烃类和常规沸点介于165～330℃的烃类，当然，对于加氢精制反应流出物R1P含有氨特别是含大量氨的情况，本发明的效果将更加显著。因此，本发明特别适合于宽馏分煤焦油的深度加氢精制反应流出物R1P的后续加工。

本发明所述一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法未见报道。

本发明的第一目的在于提出一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法。

本发明的第二目的在于提出一种使用后置柴油组分提质过程的高杂质含量的宽馏分高芳烃加氢改质方法。

本发明的第三目的在于提出一种宽馏分煤焦油的深度加氢改质方法，可实现加氢精制柴油组分的低成本提质，加氢精制反应流出物R1P在初级热高压分离部分FTHPS分离为主要由重烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含柴油组分的初级热高分气FTHPSV；降温后的初级热高分气FTHPSV在热高压分离部分1THPS分离为主要由柴油组分组成的热高分油1THPSL和热高分气1THPSV；至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和柴油组分提质催化剂RD2C存在条件下，进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或选择性开环制得提质柴油组分。

本发明的第四目的在于提出一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法，操作温度合适时，可将热高压分离器1THPSE和后置柴油组分提质反应器RD2E组合为一台组合设备，并可在该组合反应器上部附加热高分气1THPV的气相加氢提质反应过程RN2。

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即加氢精制重油组分的含杂元素的高芳烃物料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

本发明一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：

①在加氢精制反应过程R1，在氢气和加氢精制催化剂R1C存在条件下，高芳烃HDS进行加氢精制反应R1R得到加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P含有常规沸点高于330℃的烃类和常规沸点介于165～330℃的烃类；

②在初级热高压分离部分FTHPS，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；

③在热高压分离部分1THPS，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；至少一部分热高分油1THPSL进入步骤④所述的后置柴油组分提质过程RD2；

④在后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；

⑤在分离部分HPS，至少一部分热高分气1THPSV分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢精制轻质生成油R1PN0，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；

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在加氢精制反应过程R1，在温度为170～460℃、压力为4.0～28.0MPa、加氢精制催化剂R1C的体积空速为0.05～10.0hr^-1的操作条件下，高芳烃HDS进行加氢精制反应R1得到加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于20；

②在初级热高压分离部分FTHPS，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于60％；

③在热高压分离部分1THPS，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；热高分油1THPSL中常规沸点介于165～330℃的烃类的质量比例高于60％；

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为4.0～28.0MPa的操作条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于26；

⑤在分离部分HPS，至少一部分热高分气1THPSV分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢精制轻质生成油R1PN0，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在加氢精制反应过程R1，在温度为220～440℃、压力为12.0～18.0MPa、加氢精制催化剂R1C的体积空速为0.1～5.0hr^-1的操作条件下，高芳烃HDS进行加氢精制反应R1得到加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于26；

②在初级热高压分离部分FTHPS，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于75％；

③在热高压分离部分1THPS，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；热高分油1THPSL中常规沸点介于165～330℃的烃类的质量比例高于75％；

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为12.0～18.0MPa的操作条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于32；

⑤在分离部分HPS，至少一部分热高分气1THPSV分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢精制轻质生成油R1PN0，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，各步骤的操作条件特别地为：

①在加氢精制反应过程R1，在温度为220～440℃、压力为12.0～18.0MPa、加氢精制催化剂R1C的体积空速为0.1～5.0hr^-1的操作条件下，高芳烃HDS进行加氢精制反应R1得到加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于32；

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为12.0～18.0MPa的操作条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于40；

本发明高芳烃原料HDS为中低温煤焦油，各步骤的操作条件通常为：

①加氢精制反应过程R1，在压力为13.0～16.0MPa的操作条件下，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于30；

②在初级热高压分离部分FTHPS，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于70％；

③在热高压分离部分1THPS，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；热高分油1THPSL中常规沸点介于165～330℃的烃类的质量比例高于70％；

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为13.0～16.0MPa的操作条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于36；

本发明高芳烃原料HDS为中低温煤焦油，各步骤的操作条件一般为：

①加氢精制反应过程R1，操作压力为13.0～16.0MPa，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于34；

④后置柴油组分提质过程RD2，操作压力为13.0～16.0MPa，加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于44。

本发明的后置柴油组分提质过程RD2可以为液相反应为主的工况，其操作条件通常为：

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；后置柴油组分提质过程RD2，催化剂床层床层液相分率KL大于0.75；定义催化剂床层中“气相实际体积/(气相实际体积+液相实际体积)”为床层液相分率KL。

本发明的后置柴油组分提质过程RD2可以为液相反应为主的工况，其操作条件一般为：

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；后置柴油组分提质过程RD2，催化剂床层床层液相分率KL大于0.95。

本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的详细操作条件通常为：

②在初级热高压分离部分FTHPS，在温度为355～390℃、压力为13.0～18.0MPa的操作条件下，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于60％；

③在热高压分离部分1THPS，在温度为165～330℃、压力为13.0～18.0MPa的操作条件下，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；热高分油1THPSL中常规沸点介于165～330℃的烃类的质量比例高于60％；

⑤在分离部分HPS，至少一部分热高分气1THPSV分离为主要由氢气组成的富氢气气体HPV和加氢精制轻质生成油R1PN0，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75％。

本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的详细操作条件一般为：

①在加氢精制反应过程R1，在温度为170～460℃、压力为13.0～18.0MPa、加氢精制催化剂R1C的体积空速为0.1～4.0hr^-1的操作条件下，高芳烃HDS进行加氢精制反应R1得到加氢精制反应流出物R1P，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于30；

②在初级热高压分离部分FTHPS，在温度为365～385℃、压力为13.0～18.0MPa的操作条件下，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于70％；

③在热高压分离部分1THPS，在温度为165～330℃、压力为13.0～18.0MPa的操作条件下，初级热高分气FTHPSV分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油1THPSL和在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；热高分油1THPSL中常规沸点介于165～330℃的烃类的质量比例高于70％；

④至少一部分热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为4.0～28.0MPa的操作条件下，至少一部分热高分油1THPSL中的柴油组分R1PD进行柴油组分提质反应RD2R进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于40；

本发明高芳烃原料HDS为煤焦油时，各步骤的详细操作条件优选为：

①在加氢精制反应过程R1，操作压力为14.0～17.0MPa，加氢精制反应流出物R1P中全馏分柴油的十六烷值高于34；

②在初级热高压分离部分FTHPS，在温度为370～380℃、压力为14.0～17.0MPa的操作条件下，加氢精制反应流出物R1P分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV；初级热高分油FTHPSL中常规沸点高于330℃的烃类的质量比例高于70％；

③热高压分离部分1THPS的操作条件为：温度为180～330℃、压力为13.0～18.0MPa；

④后置柴油组分提质过程RD2的操作压力为8.0～17.0MPa；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值高于44；

⑤在分离部分HPS，富氢气气体HPV的的操作压力为14.0～17.0MPa。

为了降低后续分离过程能耗，本发明的加氢提质反应流出物RD2P中的最重烃组分可以为柴油组分。

为了简化分离过程，本发明的加氢提质反应流出物RD2P可以与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

为了降低后续分离过程能耗和简化分离过程，本发明的加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离，加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV中的最重烃组分为柴油组分。

为了降低后续分离过程能耗，本发明的加氢提质反应流出物RD2P进入热高压分离部分R1PD-THPS，分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油R1PD-THPSL和热高分气R1PD-THPSV；热高分气R1PD-THPSV与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

通常，本发明的初级热高分油FTHPSL去加氢裂化过程生产柴油及更轻馏分。

通常，本发明的分离部分HPS分离部分HPS包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离热高分气1THPSV分离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。

通常，本发明的热高分气气体1THPV包含加氢精制反应流出物R1P中的大部分的石脑油组分。

作为特列，本发明完成热高压分离部分1THPS的热高分器1THPSE和完成后置柴油组分提质过程RD2的提质反应器RD2E组合为一台一体化设备。

通常，本发明分离高芳烃HDS加氢改质过程的加氢生成油HDSRPO得到主要由常规沸点高于330℃烃组成的加氢改质重油HDSRPO-DO，加氢改质重油HDSRPO-DO通过加氢裂化反应过程R30生产柴油及更轻馏分转化为加氢裂化反应流出物R30P；加氢裂化反应流出物R30P可以与高芳烃HDS的加氢改质反应流出物混合后分离，比如加氢裂化反应流出物R30P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS分离、或者加氢裂化反应流出物R30P与初级热高分油FTHPSL混合后联合分离。

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、非金属组分如氧、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165℃的常规液体烃。

本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为165～330℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。

本发明所述的重油组分指的是常规沸点高于330℃的烃类。

本文所说的多环芳烃，其芳环数为3～5。

本文所说的稠环芳烃，其芳环数大于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，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。

以下详细描述本发明的特征部分。

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；

高芳烃HDS加氢改质过程工艺流程范围包括自高芳烃HDS进入加氢精制反应过程R1开始到相关的全部加氢改质反应过程的生成油的氢气和油品的分离过程结束。

本发明，可以设置加氢裂化反应过程R30，分离高芳烃HDS加氢改质过程的加氢生成油HDSRPO得到主要由常规沸点高于330℃烃组成的加氢改质重油HDSRPO-DO，加氢改质重油HDSRPO-DO通过加氢裂化反应过程R30生产柴油及更轻组分转化为加氢裂化反应流出物R30P。通常，加氢裂化反应流出物R30P与高芳烃HDS的加氢改质反应流出物混合后分离，比如加氢裂化反应流出物R30P与选择性加氢提质反应流出物RN2P混合后分离。

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(通常需要较低的氢油比)；可以是鼓泡式反应器(通常需要较低的氢油比)，可以是高液相分率的液相强化型反应器(通常需要较低的氢油比)。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。

本发明所述后置柴油组分提质过程RD2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。本发明所述后置柴油组分提质过程RD2使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。

本发明所述后置柴油组分提质过程RD2使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况；定义催化剂床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率KL，分率KL可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式。

本发明所述处理热高分气1THPSV的选择性加氢提质过程RN2，目的在于脱除热高分气1THPSV中的石脑油组分的有机氮和或有机硫，以生产低氮、低硫石脑油馏分。本发明所述处理热高分气1THPSV的选择性加氢提质过程RN2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。

根据需要，可以将任一种补充硫加入加氢精制反应过程R1和或选择性加氢提质过程RN2，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。

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即加氢精制重油组分的含杂元素的高芳烃物料HDS的深度加氢精制过程R1，本发明设置后置柴油组分提质过程RD2，能够获得以下效果：

①以简单的流程实现了加氢精制柴油组分R1PD的高效加氢提质的多项综合条件：高氢气分压、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或选择性开环加氢裂化催化剂，从而能够在低投资、低能耗条件下高效生产出高质量的柴油组分；

②温度条件合适时，可将热高压分离器1THPSE和后置液相加氢提质反应器R2MH-LRE组合为一台组合设备，并可在该组合反应器上部附加热高分气1THPV的气相加氢提质反应过程R2MHL-GR：

③通过联合设置后置选择性加氢提质过程RN2，在抑制深度加氢精制生成油产生二次新生含硫含氮石脑油组分的条件下，可以选择性地完成热高分气1THPSV中石脑油馏分R1PN的深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮，形成了一种石脑油馏分、柴油馏分质量均衡优良的经济性操作方法；

④使用深度加氢精制反应流出物R1P热高压分离部分1HPS时，同时利于节能和提高深度加氢精制反应流出物R1P中氢气与烃油分离过程的冷高压分离过程油水分离效果。

实施例

实施例一

煤焦油加氢装置的煤焦油加工量100t/h，煤焦油性质见表3，采用本发明，设置深度加氢精制过程R1反应流出物R1P的初级热高压分离器FTHPS，分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含常规沸点低于330℃的烃的在体积上主要由氢气组成的初级热高分气FTHPSV，然后初级热高分气FTHPSV在热高压分离部分1THPS分离为主要有常规沸点为180～400℃的烃组成的热高分油1THPSL和包含初级热高分气FTHPSV中的大部分石脑油组分的在体积上主要由氢气组成的热高分气1THPSV；在冷高压分离部分LHPS分离热高分气1THPSV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。

采用本发明方法，操作条件见表4至表11。

深度加氢精制过程R1反应流出物R1P的初级热高压分离器FTHPS、初级热高分气FTHPSV在热高压分离部分1THPS、热高分气1THPSV的冷高压分离部分LHPS的流程模拟计算使用流程模拟程序PROCESS完成。

从表10所列高压分离器的分离结果可以看出，加氢精制重油组分R1PVGO、加氢精制柴油组分R1PD和加氢精制石脑油组分R1PN分离相对清晰：

①初级热高分油FTHPSL，流量为21.429t/h，常规沸点高于330℃的组分的体积分率超过的70％，常规沸点高于330℃的组分的重量分率超过70％；

②热高分油1THPSL，流量为53.937t/h，常规沸点为180～360℃的组分的体积分率超过的70％，常规沸点为180～360℃的组分的重量分率超过70％；

③冷高分油LHPL，流量为21.599t/h，常规沸点为大于195℃的组分的体积分率约30％，常规沸点低于195℃的组分的重量分率约70％。

在上述分离结果的基础上，加氢精制生成油中的柴油组分的80％进入了热高分油1THPSL中，按照本发明，全部热高分油1THPSL进入后置柴油组分提质过程RD2，在氢气和加氢提质催化剂RD2C存在条件下，在压力为14.0～16.0MPa的操作条件下，对热高分油1THPSL进行选择性开环加氢裂化，得到加氢提质过程RD2反应流出物RD2P；加氢提质反应流出物RD2P中全馏分柴油的十六烷值提高8～11个单位。

以下详细描述后置柴油组分提质过程RD2。

后置柴油组分提质过程RD2，优先选用加氢提质催化剂RD2C(柴油选择性开环裂化催化剂)，具有以下功能：

①对热高分油1THPSL中的石脑油组分具有低裂化功能(裂化率低于5％甚至更低)；

②对热高分油1THPSL中的柴油组分具有低裂化率(裂化率低于15％甚至低于8％)，能够显著提高十六烷值或降低密度的功能，加氢提质催化剂RD2C可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂和或柴油选择性加氢开环裂化催化剂。

具有柴油组分选择性加氢开环裂化功能的催化剂，可以是任意一种合适的柴油选择性加氢开环裂化催化剂，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裂化催化剂，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12。后置柴油组分提质过程RD2的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％。

加氢提质催化剂RD2C，也可以是专门设计制备的具备上述综合功能的单一催化剂，也可以是用多种催化剂级配形成的具备上述综合功能的两种或多种催化剂组合方案。

按照本发明，后置柴油组分提质过程RD2可以使用下流式加氢反应器或上流式加氢反应器。

实施例二

基于实施例一，加氢提质反应流出物RD2P中的最重烃组分为常规沸点375℃的烃组分，加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

实施例三

基于实施例一，加氢提质反应流出物RD2P进入热高压分离部分R1PD-THPS，分离为主要由常规沸点为180～330℃的烃组成的热高分油R1PD-THPSL和热高分气R1PD-THPSV；热高分气R1PD-THPSV与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

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加氢精制石脑油馏分性质

表8加氢精制柴油馏分R1PD性质

表9加氢精制重R1PVGO油性质

表10操作条件汇总表

表11热高分油蒸馏数据

表12记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物

Claims

1.一种使用后置柴油组分提质过程的高芳烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：

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；

3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：

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：

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：

6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：高芳烃HDS为中低温煤焦油，各步骤的操作条件为：

7.根据权利要求6所述方法，其特征在于：高芳烃HDS为中低温煤焦油，各步骤的操作条件为：

8.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

9.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

10.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：

11.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：

12.根据权利要求11所述方法，其特征在于：高芳烃原料HDS为煤焦油，各步骤的操作条件为：

13.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

加氢提质反应流出物RD2P中的最重烃组分为柴油组分。

14.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

15.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离，加氢提质反应流出物RD2P与热高分气1THPSV中的最重烃组分为柴油组分。

16.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

加氢提质反应流出物RD2P进入热高压分离部分R1PD-THPS，分离为主要由常规沸点为165～330℃的烃组成的热高分油R1PD-THPSL和热高分气R1PD-THPSV；热高分气R1PD-THPSV与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS联合分离。

17.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

②初级热高分油FTHPSL去加氢裂化过程生产柴油及更轻馏分。

18.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

⑤在分离部分HPS分离部分HPS包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离热高分气1THPSV分离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。

19.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

②热高分气气体1THPV包含加氢精制反应流出物R1P中的大部分的石脑油组分。

20.根据权利要求1或3或4或5或6或7所述方法，其特征在于：

②完成热高压分离部分1THPS的热高分器1THPSE和完成后置柴油组分提质过程RD2的提质反应器RD2E组合为一台一体化设备。

21.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

分离高芳烃HDS加氢改质过程的加氢生成油HDSRPO得到主要由常规沸点高于330℃烃组成的加氢改质重油HDSRPO-DO，加氢改质重油HDSRPO-DO通过加氢裂化反应过程R30生产柴油及更轻馏分转化为加氢裂化反应流出物R30P。

22.根据权利要求21所述方法，其特征在于：

加氢裂化反应流出物R30P与高芳烃HDS的加氢改质反应流出物混合后分离。

23.根据权利要求21所述方法，其特征在于：

加氢裂化反应流出物R30P与热高分气1THPSV混合后进入分离部分HPS分离。

24.根据权利要求21所述方法，其特征在于：

加氢裂化反应流出物R30P与初级热高分油FTHPSL混合后联合分离。