CN105861044A - 一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法 - Google Patents

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CN105861044A CN201610172543.0A CN201610172543A CN105861044A CN 105861044 A CN105861044 A CN 105861044A CN 201610172543 A CN201610172543 A CN 201610172543A CN 105861044 A CN105861044 A CN 105861044A
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Abstract

本发明涉及一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX，本发明可省去常规工艺中预加氢精制过程AR01的专用循环氢压缩机组，具有显著节省投资与能耗的优点。

Description

一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法
技术领域
本发明涉及一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX，本发明可省去常规工艺中预加氢精制过程AR01的专用循环氢压缩机组，具有显著节省投资与能耗的优点。
背景技术
本发明涉及第一烃原料AF的加氢反应过程AR1比如重苯的预加氢精制过程和第二烃原料BF比如煤焦油馏分油的加氢改质过程，关注的问题是氢气压缩机的组合方法。
工业化高温炼焦过程的煤气产品回收过程，通常产生粗苯、高温焦油，分离粗苯的过程可以得到粗苯加氢过程原料油和重苯，分离高温煤焦油的过程可以得到蒽油加氢反应原料。分离中低温煤焦油的过程可以得到中低温煤焦油馏分油加氢反应原料。
以下描述本发明所述重苯AF。
本发明所述重苯AF，指的是煤化工行业来自分离粗苯过程获得的重馏分油，可以是初始重苯物流，也可是分离初始重苯获得的重苯馏分油。比如在粗苯加氢工艺过程中，原料粗苯在多段蒸发器内进行分离，高沸点组分如三甲苯、萘、茚满、古马隆等作为残油从多段蒸发器底部排出，这部分残油即为初始重苯。典型初始重苯性质见表1，可以看出，初始重苯虽然馏程较轻(相当于石脑油、轻柴油馏程)，但其芳烃含量高(超过67.3％)，且典型化合物含量集中，密度大，杂质含量高，故重苯是一种由低沸点劣质烃组成的劣质油。
表1 初始重苯性质
序号 原油名称 重苯
1 馏程，℃
2 IBP/10％/30％/50％ 102/120/137/158
3 70％/90％/95％/EBP 188/207/248/275
4 密度(20℃)，g/cm3 0.97
5 S，μg.g-1 9930
6 N，μg.g-1 6825
7 O，μg.g-1 14026
8 组成，wt％
9 烷烃 8.2
10 环烷烃 5.6
11 萘或萘类 25.5
12 其它芳烃 41.8
13 不饱和化合物 18.9
初始重苯性质一般为：初馏点95～130℃，干点230～280℃，20℃密度0.96～0.99g/cm3，芳烃含量一般为60wt％～85wt％，不饱和化合物含量一般为18wt％～25wt％，硫含量为0.9wt％～1.3wt％，氮含量为0.6wt％～1.3wt％，氧含量为1.0wt％～2.0wt％。
如果初始重苯特定组分比如萘组分浓度高时，根据需要可以自初始重苯中分离回收特定组分比如萘组分，此时获得萘油和脱萘油，二者均可视之为重苯馏分油，当然通常意义上讲，脱萘油作为重苯馏分油应用，而萘油则用作化工原料。
以下描述本发明所述重苯加氢工艺AR。
本发明所述的重苯AF生产优质燃料油的加氢改质工艺AR，可以是任何一种合适的重苯加氢改质工艺，至少含有2个加氢反应过程：执行预加氢精制反应的第一加氢反应区AR1和执行主加氢精制反应的第二加氢反应区AR2，根据需要加氢改质工艺AR还可以包含执行加氢改质反应的第三加氢反应区AR3，所述预加氢精制反应的主要目标是在较低压力、较低温度下对易反应组分加氢，所述主加氢精制反应的主要目标是在较高压力、较高温度下进行加氢脱杂质的氢解反应和或单烯烃、芳烃、胶质的加氢饱和反应，所述加氢改质反应的主要目标是在较高压力、较高温度下进行环烷烃加氢开环、长链烃加氢异构、择形加氢裂解降凝、加氢裂化等对重组分轻质化以提高柴油组分十六烷值、降低密度、降低凝点等。
中国专利201210433518.5记载了中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院提出的一种重苯加氢精制方法，包含预加氢精制过程和主加氢精制过程，原料重苯经过滤，与氢气混合后进入预加氢精制反应区进行反应，反应流出物进行气液分离，其中液相产物部分循环回预加氢精制反应区，剩余液相产物经加热进入主加氢反应区，依次通过加氢保护反应区和主加氢精制反应区进行加氢反应，所得加氢精制产物经分离后分别得到汽油和柴油。该方法可以大幅度降低预加氢精制反应区的温升，避免温升高需要设置多台反应器或较多催化剂床层，延长装置运转周期，降低了循环氢压缩机负荷，节省设备投资。
中国专利201210433520.2记载了中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院提出的一种重苯加氢改质方法，与中国专利201210433518.5相比增加了第三加氢反应过程即加氢改质过程以提高柴油十六烷值，原料重苯经过滤，与氢气混合后进入预加氢精制反应区进行反应，反应流出物进行气液分离，其中液相产物部分循环回预加氢精制反应区，剩余部分液相产物经加热进入主加氢反应区，依次通过加氢保护反应区和主加氢精制反应区进行加氢反应，所得加氢精制产物进入分离系统，分离所得液相产物进入加氢改质反应区进行加氢改质反应，所得加氢改质产物经分离后，得到汽油和柴油馏分。
中国专利201210433555.6记载了中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院提出的一种重苯加氢改质生产清洁燃料油方法，与中国专利201210433520.2相比采用了设置主加氢精制反应流出物热高压分离器的组合工艺，重苯经预加氢精制和主加氢精制后，再经热高压分离器和热低压分离器气液分离，所得热低分油部分循环回主加氢反应区，剩余部分热低分油进入加氢改质反应区，加氢改质产物与热高压分离器分离出的气体混合进入冷高压分离器，热低压分离器分离出的气体和冷高压分离器分离出的液相进入冷低压分离器，分离出的液体经汽提塔汽提后进入分馏塔，得到汽油和柴油馏分。
中国专利201210433563.0记载了中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院提出的一种重苯加氢生产清洁燃料油方法，与中国专利201210433518.5相比采用了设置主加氢精制反应生成油作第一加氢过程、第二加氢过程循环油的组合工艺，原料重苯经过滤，与氢气混合后进入预加氢精制反应区反应，反应流出物经气液分离后，液相产物进入主加氢反应区，依次通过加氢保护反应区和主加氢精制反应区进行加氢反应，加氢精制生成油气液分离后，分离所得液相产物部分循环回主加氢反应区，剩余部分液相产物经分离后分别得到汽油和柴油。
以下描述独立重苯加氢装置ARU特点。
由于重苯AF生产优质燃料油的加氢改质过程AR包括低压预加氢精制过程AR1、重苯预加氢生成油AR1PO的中高压主加氢精制过程AR2和产品分离过程，甚至包括第三加氢过程即加氢改质过程，因此流程长、设备多、能耗高、单位加工量工程投资高成为该类装置的无法克服的工艺缺点。
由于粗苯加氢装置规模通常较小，粗苯加氢装置10万吨/年规模已经属于较大规模，对于单套10万吨/年粗苯加氢装置而言仅能副产1.0～1.5万吨/年重苯AF，所以重苯AF集中加氢处理时面临原料来源厂家分散、单户数量较少的特点，而长距离运输集中加工则运费冲销利润，所以重苯生产优质燃料油的加氢改质装置ARU的加工规模通常较小比如通常低于5万吨/年，一般仅1.5～3.5万吨/年。因此，重苯加氢生产优质燃料油的加氢装置均属于小规模、长流程加氢装置，单位加工量工程投资极高、能耗极高，成为该类装置的无法克服的装置缺点，限制了该类装置的发展，其氢气压缩机的氢气流量较小。加之该类装置操作压力较低，一旦原料油供应出现危机，也难以适应其它要求操作压力更高的劣质油如蒽油的加工，故其投资风险极高。
以下描述本发明所述煤焦油BF和煤焦油加氢工艺BR。
随着煤焦油加氢技术的发展，特别是煤焦油馏分油如高温焦油馏分油、中低温焦油馏分油加氢技术的逐步成熟，国内建设了大量的煤焦油馏分油加氢装置，表2为中温焦油馏分油性质，表3为高温焦油馏分油性质，可以看出，相比重苯AF，蒽油、中温焦油含有大量多环芳烃，即含有大量高沸点芳烃。另一方面，也可以看出，煤焦油馏分油的加氢精制过程完全可以完成重苯AF的预加氢精制生成油AR1PO的主加氢精制任务，即可以掺炼预加氢精制生成油AR1PO，即可以形成二种原料的组合加氢工艺，相当于扩大了蒽油加氢装置原料来源，可以提高工程投资安全性。
本发明所述的煤焦油BF生产优质燃料油的加氢改质工艺BR，可以是任何一种合适的加氢改质工艺BR，至少含有加氢精制反应过程BR2，根据需要加氢改质工艺BR还可以包含执行预加氢精制反应的反应区BR1和执行加氢改质反应的反应区BR3，所述预加氢精制反应的主要目标是在较高压力、较低温度下对易反应组分加氢精制，所述主加氢精制反应的主要目标是在较高压力、较高温度下进行加氢脱杂质的氢解反应和或单烯烃、芳烃、胶质的加氢饱和反应，所述加氢改质反应的主要目标是在较高压力、较高温度下进行环烷烃加氢开环、长链烃加氢异构、择形加氢裂解降凝、加氢裂化等对重组分轻质化，以提高柴油组分十六烷值、降低密度、降低凝点，将加氢精制蜡油组分加氢裂化为柴油等小分子实现轻质化。
表2 中温焦油馏分油性质
表3 高温焦油馏分油性质
编号 原油名称 脱酚酚油 重质洗油 脱晶I蒽油 II蒽油
1 馏程，℃
2 IBP/10％ 170/-- 231/286 232/314 -/357
3 30％/50％ 291/295 340/356 411/466
4 70％/90％ 200(80％) 304/467 380/- 511/-
5 95％/EBP 230/-- 471(91％) 500(88％) 565(85％)
6 密度(20℃)，g·cm-3 0.98 1.1179 1.142 1.1972
7 粘度(100℃)，mm2·s-1 1.784 2.146 5.12
8 酸值，mgKOH·g-1 1.6 0.57 0.51 0.78
9 灰分，％ 0.03 0.013 0.019
10 C，％ 90.38 90.38 89.91
11 H，％ 5.86 5.57 5.2
12 S，μg·g-1 2000 3500 7400 7200
13 N，μg·g-1 3000 9267 10286 13393
14 O，％(减差) 3 2.48 2.28 2.83
15 金属，μg·g-1 121.08 49.74 73.99
16 Ca 4.76 7.6 13.72
17 Na ＜0.01 ＜0.01 ＜0.01
18 Fe 115.3 40.56 60.17
19 Ni 1.02 1.58 0.1
20 残炭，％ 2.61 0.68 11.89
21 水分，％ 2 2 2.8 1.2
22 闪点，℃(开口) 140 168 178
23 沥青质 0.57 0.7 27.92
本发明所述煤焦油BF，指的是全馏分煤焦油或其馏分油，可以是初始煤焦油物流，也可以是分离初始煤焦油获得的馏分油。煤焦油BF的低氢含量特点，决定了煤焦油加氢工艺BR的焦油重量氢耗高的特点，该重量氢耗高达4.5～9.5％，因此，其新氢耗量极大，其新氢压缩机的氢气流量极大。
当一个工厂同时建设重苯加氢装置和煤焦油加氢装置时，为了简化重苯预加氢精制过程流程，可以考虑氢气压缩机整合。
本发明一种不同烃原料的加氢改质过程压缩机组合方法的设想是：在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力的条件下，当加氢反应过程AR1需要的总氢气量MATH小于加氢反应过程BR的新氢数量MBFH特别是低于MBFH的50％的条件下，使第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX，级间氢气物流HX可以是新氢压缩机BC的下游返回上游的级间氢气物流或上游进入下游的级间氢气物流，即设置组合功能的压缩机系统，可省去常规工艺中预加氢精制过程AR01的专用循环氢压缩机组，因此具有节省投资与能耗的优点。本发明所述方法未见报道。
本发明属于流程组合工艺，可以适合于任何相似的不同烃原料的组合加氢改质过程。
本发明的第一目的是提出一种不同烃原料的加氢改质过程压缩机组合方法，在加氢反应
过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力的条件下，第一烃原料AF的加氢过程AR1使用的反应进料氢气HA01和或急冷氢气来自于第二烃原料BF的加氢改质过程BR的新氢压缩机CB01的级间氢气物流HX，级间氢气物流HX可以是压缩级间返回氢气或进入后级的氢气物流。
本发明的第二目的是提出一种低沸点劣质烃组成的第一烃原料AF和含高沸点劣质烃的第二烃原料BF的加氢改质过程压缩机组合方法，加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力至少3.0MPa。
本发明的第三目的是提出一种重苯与焦油馏分油的加氢改质过程压缩机组合方法。
发明内容
本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，其特征在于包含以下步骤：在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
通常，本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力至少5.0MPa、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
本发明所述级间氢气物流HX，可以是新氢压缩机BC的下游返回上游的级间氢气物流，可以是新氢压缩机BC的上游进入下游的级间氢气物流。
通常，本发明所述第一烃原料AF主要由常规沸点低于280℃烃组分组成，含有易发生低压加氢反应的组分XC，组分XC选自下列组分的一种或几种：
①双烯烃；
②苯乙烯；
③聚环戊二烯烃；
④硫醇；
⑤硫醚。
通常，本发明所述第一烃原料AF，选自下列物料的一种或几种：
①分离粗苯所得重苯；
②石油催化热裂化过程或催化热裂解过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
③烃类裂解制低碳烯烃过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
④分离页岩油所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
⑤鲁奇煤气化炉所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的低温煤焦油轻油；
⑥油品焦化过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的焦化轻油；
⑦其它富含易发生低压加氢反应的组分XC的烃油；
第二烃原料BF，选自下列物料的一种或几种：
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，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥烃类裂解制乙烯副产焦油，主要由常规沸点高于280℃烃组分组成的轻油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明的操作条件通常为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～270℃、压力为0.5～8.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为200～460℃、压力为8.0～25.0MPa、氢油体积比为50～5000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力3.0～25.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的。
本发明的操作条件一般为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～220℃、压力为1.0～5.0MPa、氢油体积比为50～1200；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～440℃、压力为10.0～20.0MPa、氢油体积比为500～3000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力5.0～20.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的35％的。
本发明的操作条件宜为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～200℃、压力为1.0～4.0MPa、氢油体积比为50～800；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～420℃、压力为12.0～18.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力10.0～15.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的25％。
第一烃原料AF的预加氢精制生成油物流AR1POX，可以与第二烃原料BF联合进行深度加氢精制反应，第1种方案为：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR为加氢精制反应过程BR1；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；
分离加氢反应过程BR最终产物即BR1P，得到加氢反应生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用；
第一烃原料AF的预加氢精制生成油物流AR1POX，可以与第二烃原料BF联合进行深度加氢精制反应，第2种方案为：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR包含加氢精制过程BR1和加氢改质反应过程BR2；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX；
在加氢改质反应过程BR2，在氢气和加氢改质催化剂BR2C存在条件下，物流BR1POX进行加氢改质反应BR2R转化为加氢改质反应流出物BR2P；
分离加氢反应过程BR最终产物，得到加氢转化生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用。
本发明，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，至少一部分热高分油AR1PS1L用作为物流AR1POX；
②在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，分离热高分油AR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS1L-SX用作为物流AR1POX；
③在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作为物流AR1POX；
④在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，分离冷高分油AR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS3L-SX用作为物流AR1POX。
本发明，分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，至少一部分热高分油BR1PS1L用作为物流BR1POX；
②在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，分离热高分油BR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS1L-SX用作为物流BR1POX；
③在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作为物流BR1POX；
④在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，分离冷高分油BR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS3L-SX用作为物流BR1POX；
⑤在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；至少一部分中温高分油BR1PS2L用作为物流BR1POX；
⑥在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；分离中温高分油BR1PS2L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS2L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS2L-SX用作为物流BR1POX。
具体实施方式
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。
本发明所述的杂质元素指的是原料油中的非氢、非碳元素，包括有机物形态的氮、氧、硫、氯、金属等。
本发明所述的杂质组分指的是原料油中非氢、非碳元素的加氢产物，包括水、硫化氢、氨、氯化氢等。
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。本发明所述的组分的组成或浓度或含量值，除非特别说明，均为重量基准值，重量百分率表示为重量％。
本发明所述石脑油馏份指的是常规沸点一般为60～180℃、通常为60～165℃的烃类。
本发明所述柴油馏份指的是常规沸点一般为160～370℃、通常为180～360℃的烃类。
本发明所述轻柴油馏份指的是常规沸点一般为155～280℃、通常为165～270℃的烃类。
本发明所述重柴油馏份指的是常规沸点一般为250～370℃、通常为260～360℃的烃类。
本发明所述蜡馏份指的是常规沸点一般为330～550℃、通常为350～530℃的烃类。
以下描述煤焦油。
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。
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％。
按照本发明，所述煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。
本发明所述煤焦油，通常含有低级酚、萘、蒽等组分，在进入加氢过程之前，可以提取其中的低级酚、萘、蒽等组分。
以下描述中低温煤焦油及其馏分油。
本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。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，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200PPm、硫含量为0.1～0.7％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。
本发明所述中温煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃组分的混合物，通常包含10～20％的常规沸程为120～260℃的轻馏分FD1(含双环芳烃馏分)、通常包含30～40％的常规沸程为260～370℃的中馏分FD2(含双环、三环芳烃馏分)、包含20～35％的常规沸程为370～450℃的重馏分FD3(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高于450℃的渣油馏分FD4(即煤沥青馏分)。表4是典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表。
参考苊常规沸点(278℃)、蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以260℃、370℃和450℃为分界点，大约常规沸点低于260℃的馏分含有大量一、二环结构的芳烃，大约常规沸点为260～370℃的馏分含有大量二、三环结构的芳烃，大约常规沸点为370～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分。
表4 典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表
本发明所述中低温煤焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油，通常可以采用固定床加氢技术进行加氢改质。
本发明所述中低温煤焦油重质馏份油，指的是常规沸点通常高于370℃、一般高于400℃的中低温煤焦油馏分，它们的加氢热裂化过程，指的是发生至少一部分加氢裂化反应生产分子量低于裂化原料分子量的过程，该过程通常包含并行的加氢脱金属、加氢精制、加氢热裂化反应，适宜的反应器形式是上流式膨胀床如悬浮床反应器或沸腾床反应器。
渣油馏分FD4通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用上流式膨胀床如悬浮床或沸腾床加氢技术转化之，为了防止胶质沥青质团聚引发不必要的结焦反应，通常必须使用与煤渣油馏分有良好互溶能力的溶剂烃类对其溶解分散形成胶质沥青质的稀溶液，溶剂烃类可以是常规沸程为370～450℃的重馏分FD3，也可以是重馏分FD3和渣油馏分FD4的加氢芳烃部分饱和的转化物，也可以是中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物。中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物属于优良的供氢溶剂，富含供氢烃。
中低温煤焦油，杂质金属绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，且通常以易氢解金属组分铁、钙、镁为主要组分，通常是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些易氢解金属组分是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。实验研究和工业装置运转均表明，在中低温煤焦油的加氢反应过程中，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭，上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，对于中低温煤焦油的轻馏分宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。
通常中低温煤焦油轻馏分比如常规沸点低于350℃的馏分的烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、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，通常使用下流式固定床加氢反应器。
通常，中低温煤焦油重馏分比如常规沸点高于350℃的且含有全部煤沥青的中低温煤焦油馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高、含有固体颗粒物，因此，所述的煤焦油重馏分的加氢热裂化过程，通常使用上流式膨胀床比如沸腾床、悬浮床等加氢反应器，类似技术如中国专利ZL201010217358.1、中国专利申请CN104593060A、中国专利申请CN104946306A所描述方法，以便在线快速更换反应区中的因金属沉积和或生焦而快速失活的加氢催化剂，同时保证反应物流通畅地通过反应区的催化剂床层，其使用的催化剂、助剂已经发展出多种多样的复合功能的催化剂、助剂。所述加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式通常为上流式反应器。
实验和工业装置运行表明，通常，不含常规沸点高于550℃重质煤沥青的中低温煤焦油重馏分比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分，可以使用固定床加氢技术加工。
以下描述高温煤焦油及其馏分油。
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。
以下描述煤焦油加氢工艺。
已知的煤焦油加氢工艺有多种，典型工艺包含预加氢精制反应区、主加氢精制反应区和加氢改质反应区；煤焦油加氢制取清洁轻质油品的工艺，至少包含预加氢精制反应区即包含1个加氢反应区，通常包含预加氢精制反应区、主加氢精制反应区即包含2个加氢反应区，特殊情况下包含预加氢精制反应区、主加氢精制反应区、蜡油加氢改质反应区、柴油加氢改质反应区、石脑油加氢改质反应区即包含5个加氢反应区，甚至可以包含第六反应区如柴油选择性开环反应区、第七反应区如柴油加氢异构降凝反应区。
煤焦油加氢工艺，根据反应区的不同组合方式可以形成多种组合工艺。
中低温煤焦油加氢工艺和蒽油加氢工艺，既有相似性，也有差异性，一些已知方法可以兼顾两种原料。
本发明所述第二烃原料BF，可以是1种宽馏分高芳烃，也可以是2种或多种不同沸程的高芳烃的混合物；本发明所述加氢反应过程BR进行的加氢反应过程，可以加工1种高芳烃，也可以加工2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述加氢反应过程BR加工2种或多种不同沸程的高芳烃时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的催化剂床层可以相同或不同，可以是并联加氢关系，也可以是先、后分别进入多反应区的串联加氢过程的关系，当然也可以是先并联前加氢、然后前加氢产物汇合后联合后再加氢的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。
第二烃原料BF加氢改质过程BRU的典型工艺流程范围，包括初始煤焦油的分馏过程AFARC、煤焦油馏分的加氢转化过程BR、加氢反应流出物BRP分离过程BRS、分离加氢反应生成油BRPO得到加氢改质石脑油及轻质柴油产品的分离及分馏过程BRPOF、加氢提质尾油的循环改质过程。
本发明所述循环裂化尾油，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油、加氢提质生成油中的不适合作为石脑油或柴油组分的高沸点烃，比如常规沸点高于300℃或330℃的烃组分。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，其特征在于包含以下步骤：在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
通常，本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力至少5.0MPa、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AH01来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
本发明所述级间氢气物流HX，可以是新氢压缩机BC的下游返回上游的级间氢气物流，可以是新氢压缩机BC的上游进入下游的级间氢气物流。
通常，本发明所述第一烃原料AF主要由常规沸点低于280℃烃组分组成，含有易发生低压加氢反应的组分XC，组分XC选自下列组分的一种或几种：
①双烯烃；
②苯乙烯；
③聚环戊二烯烃；
④硫醇；
⑤硫醚。
通常，本发明所述第一烃原料AF，选自下列物料的一种或几种：
①分离粗苯所得重苯；
②石油催化热裂化过程或催化热裂解过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
③烃类裂解制低碳烯烃过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
④分离页岩油所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
⑤鲁奇煤气化炉所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的低温煤焦油轻油；
⑥油品焦化过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的焦化轻油；
⑦其它富含易发生低压加氢反应的组分XC的烃油；
第二烃原料BF，选自下列物料的一种或几种：
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，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥烃类裂解制乙烯副产焦油，主要由常规沸点高于280℃烃组分组成的轻油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明的操作条件通常为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～270℃、压力为0.5～8.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为200～460℃、压力为8.0～25.0MPa、氢油体积比为50～5000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力3.0～25.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的。
本发明的操作条件一般为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～220℃、压力为1.0～5.0MPa、氢油体积比为50～1200；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～440℃、压力为10.0～20.0MPa、氢油体积比为500～3000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力5.0～20.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的35％的。
本发明的操作条件宜为：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～200℃、压力为1.0～4.0MPa、氢油体积比为50～800；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～420℃、压力为12.0～18.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力10.0～15.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的25％。
第一烃原料AF的预加氢精制生成油物流AR1POX，可以与第二烃原料BF联合进行深度加氢精制反应，第1种方案为：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR为加氢精制反应过程BR1；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；
分离加氢反应过程BR最终产物即BR1P，得到加氢反应生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用；
第一烃原料AF的预加氢精制生成油物流AR1POX，可以与第二烃原料BF联合进行深度加氢精制反应，第2种方案为：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR包含加氢精制过程BR1和加氢改质反应过程BR2；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX；
在加氢改质反应过程BR2，在氢气和加氢改质催化剂BR2C存在条件下，物流BR1POX进行加氢改质反应BR2R转化为加氢改质反应流出物BR2P；
分离加氢反应过程BR最终产物，得到加氢转化生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用。
本发明，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，至少一部分热高分油AR1PS1L用作为物流AR1POX；
②在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，分离热高分油AR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS1L-SX用作为物流AR1POX；
③在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作为物流AR1POX；
④在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，分离冷高分油AR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS3L-SX用作为物流AR1POX。
本发明，分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，至少一部分热高分油BR1PS1L用作为物流BR1POX；
②在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，分离热高分油BR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS1L-SX用作为物流BR1POX；
③在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作为物流BR1POX；
④在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，分离冷高分油BR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS3L-SX用作为物流BR1POX；
⑤在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；至少一部分中温高分油BR1PS2L用作为物流BR1POX；
⑥在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；分离中温高分油BR1PS2L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS2L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS2L-SX用作为物流BR1POX。
以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。
根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)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。当预加氢反应过程R1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程R1的需要，可以不再使用补硫剂。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物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)。可将部分或全部新氢引入任一加氢反应部分。
对照例1
某煤焦油加工厂，计划建设一套3万吨/年重苯加氢改质装置ARU生产柴油馏分和石脑油馏分，原料重苯性质见表1，重量流量3.75t/h，20℃体积流率3.9m3/h，采用中国专利201210433520.2的实施例1描述的方案即包含预加氢精制反应过程、主加氢精制反应过程、加氢改制过程，装置ARU的原料油重量氢耗为4.9％即183.75kg/h、2043Nm3/h。
重苯加氢改质装置ARU，由于粗苯预加氢精制反应过程的氢气分压2.0MPa低于主加氢精制反应过程的氢气分压8.0MPa，也低于加氢改质反应过程的氢气分压8.0MPa，故其循环氢压缩机AR1-RHC必须独立设置，循环氢压缩机AR1-RHC共2台，运行方式为1开1备，
预加氢精制反应过程循环稀释油为预加氢精制生成油，其重量为11.25t/h(20℃体积流率约为13.7m3/h)即重量循环比为3.0，预加氢精制反应过程总原料油15t/h、17.6m3/h。
预加氢精制反应过程氢油体积比为200，需要氢气3520Nm3/h，循环氢压缩机AR1-RHC负荷考虑为4000Nm3/h负荷，其主要技术参数如下：
该厂同时计划建设一套15万吨/年蒽油馏分油加氢改质装置BRU生产柴油馏分和石脑油馏分，原料为表3所列重质洗油、表3所列脱晶I蒽油，重量流量18.75t/h，20℃体积流率16.59m3/h，采用高压加氢精制、加氢裂化方案，反应过程的氢气分压15.0～16.0MPa，装置BRU的原料油重量氢耗为8.6％即1612.5kg/h、17930Nm3/h，设置新氢压缩机BR-FHC共2台，运行方式为1开1备。
装置BRU和装置ARU的新氢集中供应总计19973Nm3/h，联合新氢压缩机FHC共2台，运行方式为1开1备。
表5 AR1-RHC单台循环氢压缩机操作条件
表6 FHC单台新氢压缩机操作条件
实施例1
基于对照例1，基于3万吨/年重苯加氢改质装置ARU的预加氢精制反应过程AR1的循环氢压缩机AR1-RHC的氢气用量(为3520～4000Nm3/h)仅为新氢压缩机FHC额定流量23000Nm3/h的15.3～17.4％的条件，采用本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，不设置专用循环氢压缩机AR1-RHC，通过扩大联合新氢压缩机FHC的一级流量、使用1级返回氢气作为重苯预加氢精制反应过程AR1的氢气原料，即形成整合新氢压缩机组TFHC。整合新氢压缩机组TFHC考虑压缩机各级动平衡后，压力参数方案如表7所示。
表7 实施例1单台整合新氢压缩机TFHC操作条件
与常规工艺相比，本实施例的特点主要表现在：
①省去了2套气量为4000Nm3/h的氢气压缩机组和配套系统(仪表控制系统、配电系统、土建基础、机房或机棚、场地)，可显著节省投资和能耗，减少机组管理和维护任务；
②重苯加氢改质装置ARU的预加氢精制反应过程AR1，氢气全部为新氢故气相氢气纯度高，可以降低反应操作压力，利于节省投资和能耗；
③由于使用的氢气氢气AH01是压缩机TFHC的1级出口返回1级入口的循环气体，因此压缩机TFHC的余量调节气体约3000Nm3/h(23000Nm3/h减去19973Nm3/h)，可以用作预加氢精制反应过程AR1的备用冷氢，故极大增强了装置运转的安全性；
④由于使用的氢气氢气AH01是压缩机TFHC的1级出口返回1级入口的循环气体，因此压缩机TFHC的工作机组与备用机组的切换机组过程基本不产生过多的机组控制牵制影响；
⑤氢气压缩机TFHC的工作介质发生变化，新鲜氢气变成了含少量杂质组分如硫化氢、氨、水、轻烃的氢气。
实施例2
基于实施例1，蒽油馏分油加氢改质装置BRU的原料规模由15万吨/年降低至7.5万吨/年，装置BRU的原料油重量氢耗为8.6％即即806.25kg/h、8964Nm3/h；
重苯加氢改质装置ARU的原料规模由3万吨/年提高至6万吨/年，装置ARU的原料油重量氢耗为4.9％即367.5kg/h、4086Nm3/h；
联合新氢压缩机FHC额定流量13050Nm3/h，额定流率为14500Nm3/h；
基于6万吨/年重苯加氢改质装置ARU的预加氢精制反应过程AR1的循环氢压缩机AR1-RHC的氢气用量(为7040～8000Nm3/h)，为新氢压缩机FHC额定流量14500Nm3/h的48.6～55.2％的条件，采用本发明一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，不设置专用循环氢压缩机AR1-RHC，使用联合新氢压缩机FHC的1级出口进入2级入口的热态新氢气作为重苯预加氢精制反应过程AR1的氢气原料，即形成整合新氢压缩机组TFHC。整合新氢压缩机组TFHC考虑压缩机各级动平衡后，主要压力进行调整，基本方案如表8所示。
表8 实施例2单台整合新氢压缩机TFHC操作条件

Claims (13)

1.一种不同烃原料的加氢转化过程的氢气压缩机组合方法，其特征在于包含以下步骤：
在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AHO1来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在第一烃原料AF的加氢反应过程AR1的操作压力低于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的操作压力至少5.0MPa、加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的条件下，第一烃原料AF的加氢反应过程AR1使用的氢气AHO1来自于第二烃原料BF的加氢反应过程BR的新氢压缩机BC的级间氢气物流HX。
3.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：所述级间氢气物流HX，是新氢压缩机BC的下游返回上游的级间氢气物流。
4.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：所述级间氢气物流HX，是新氢压缩机BC的上游进入下游的级间氢气物流。
5.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：
第一烃原料AF，主要由常规沸点低于280℃烃组分组成，含有易发生低压加氢反应的组分XC，组分XC选自下列组分的一种或几种：
①双烯烃；
②苯乙烯；
③聚环戊二烯烃；
④硫醇；
⑤硫醚。
6.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：
第一烃原料AF，选自下列物料的一种或几种：
①分离粗苯所得重苯；
②石油催化热裂化过程或催化热裂解过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
③烃类裂解制低碳烯烃过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
④分离页岩油所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的轻油；
⑤鲁奇煤气化炉所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的低温煤焦油轻油；
⑥油品焦化过程所得主要由常规沸点低于280℃烃组分组成的焦化轻油；
⑦其它富含易发生低压加氢反应的组分XC的烃油；
第二烃原料BF，选自下列物料的一种或几种：
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，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥烃类裂解制乙烯副产焦油，主要由常规沸点高于280℃烃组分组成的轻油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
7.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～270℃、压力为0.5～8.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为200～460℃、压力为8.0～25.0MPa、氢油体积比为50～5000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力3.0～25.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的50％的。
8.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～220℃、压力为1.0～5.0MPa、氢油体积比为50～1200；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～440℃、压力为10.0～20.0MPa、氢油体积比为500～3000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力5.0～20.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的35％的。
9.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
加氢反应过程AR1的操作条件为：温度为100～200℃、压力为1.0～4.0MPa、氢油体积比为50～800；
加氢反应过程BR的操作条件为：温度为230～420℃、压力为12.0～18.0MPa、氢油体积比为50～2000；
加氢反应过程AR1的操作压力低于加氢反应过程BR的操作压力10.0～15.0MPa；
加氢反应过程AR1氢气体积用量低于加氢反应过程BR新氢体积用量的25％。
10.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR为加氢精制反应过程BR1；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；
分离加氢反应过程BR最终产物即BR1P，得到加氢反应生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用。
11.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
第一烃原料AF的加氢反应过程AR1为预加氢精制过程；
在加氢反应过程AR1，在氢气和预加氢精制催化剂AR1C存在条件下，第一烃原料AF进行预加氢精制反应AR1R转化为加氢反应流出物AR1P，分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX；
第二烃原料BF为焦油馏分油，主要由常规沸点为100～540℃的烃组分组成，第二烃原料BF的加氢反应过程BR包含加氢精制过程BR1和加氢改质反应过程BR2；
在加氢精制反应过程BR1，在氢气和加氢精制催化剂BR1C存在条件下，第二烃原料BF进行加氢精制反应BR1R转化为加氢精制反应流出物BR1P；至少一部分物流AR1POX进入加氢反应过程BR与加氢精制催化剂BR1C接触；分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX；
在加氢改质反应过程BR2，在氢气和加氢改质催化剂BR2C存在条件下，物流BR1POX进行加氢改质反应BR2R转化为加氢改质反应流出物BR2P；
分离加氢反应过程BR最终产物，得到加氢转化生成油BRPO和富氢气物流HPV，至少一部分富氢气物流HPV返回加氢反应过程BR循环使用。
12.根据权利要求10所述方法，其特征在于：
分离加氢反应流出物AR1P得到包含加氢反应生成油AR1PO的物流AR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，至少一部分热高分油AR1PS1L用作为物流AR1POX；
②在热高压分离过程AR1PS1，加氢反应流出物AR1P分离为热高分油AR1PS1L、热高分气AR1PS1V，分离热高分油AR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS1L-SX用作为物流AR1POX；
③在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作为物流AR1POX；
④在冷高压分离过程AR1PS3，加氢反应流出物AR1P分离为冷高分油AR1PS3L、冷高分气AR1PS3V，分离冷高分油AR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品AR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品AR1PS3L-SX用作为物流AR1POX。
13.根据权利要求11所述方法，其特征在于：
分离加氢精制反应流出物BR1P得到包含加氢精制生成油BR1PO的物流BR1POX，所述分离方式，选自下列方式中的一种；
①在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，至少一部分热高分油BR1PS1L用作为物流BR1POX；
②在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V，分离热高分油BR1PS1L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS1L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS1L-SX用作为物流BR1POX；
③在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作为物流BR1POX；
④在冷高压分离过程BR1PS3，加氢精制反应流出物BR1P分离为冷高分油BR1PS3L、冷高分气BR1PS3V，分离冷高分油BR1PS3L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS3L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS3L-SX用作为物流BR1POX；
⑤在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；至少一部分中温高分油BR1PS2L用作为物流BR1POX；
⑥在热高压分离过程BR1PS1，加氢精制反应流出物BR1P分离为热高分油BR1PS1L、热高分气BR1PS1V；
在中温高压分离过程BR1PS2，高分气BR1PS1V分离为中温高分油BR1PS2L、中温高分气BR1PS2V；分离中温高分油BR1PS2L得到2个或多个窄馏分油品BR1PS2L-S，至少1个窄馏分油品BR1PS2L-SX用作为物流BR1POX。
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