CN109181763A - 一种轻芳烃加氢工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种轻芳烃加氢工艺，该工艺包括下述三段工艺，分别为：轻芳烃加氢减压蒸馏工艺、轻芳烃加氢预加氢工艺及轻芳烃加氢主加氢工艺；本工艺将采用两段加氢，预加氢反应将双烯饱和，防止主加氢反应结焦。主加氢反应将不饱和烃饱和，脱除S、N、O和杂质。本工艺采用深度加氢脱硫工艺，产品最终硫含量小于5pm。

Description

一种轻芳烃加氢工艺

技术领域

本工艺涉及化工加工技术领域，具体涉及一种轻芳烃加氢工艺。

背景技术

轻芳烃芳烃是一个成分复杂的九碳芳烃的混合物，其来源主要有以下两种，一是来自炼油厂重整装置二甲苯塔底油，被称为重整轻芳烃。其组成相对简单，含有大量偏三甲苯、甲乙苯、均三甲苯、连三甲苯等，是发展精细化工的宝贵资源，具有很高的经济价值。二是来自乙烯生产的副产物，含有大量的不饱和组分，裂解重芳烃中轻芳烃占80％左右，馏程为140～220℃,其成分十分复杂且沸点接近，进行精细分离难度较大，不适合分离利用。目前我国乙烯装置的副产裂解重芳烃轻芳烃馏份大部分用作燃料，经济效益不高。

裂解轻芳烃馏分是乙烯裂解的副产物，占裂解乙烯产量的10％～15％，一套年产量在100万吨的乙烯装置，副产轻芳烃原料达到10～15万吨/年。近年来，我国石油化工迅速发展，特别是乙烯生产能力的提高，使得裂解轻芳烃的产量不断增加，如何充分合理利用好这部分资源使其产生最佳经济效益，将对乙烯装置整体效益及乙烯副产资源深加工发展产生重大影响。

裂解轻芳烃化工利用主要集中在以下几个方面：(1)裂解轻芳烃加氢生产高品质芳烃溶剂油；(2)裂解轻芳烃生产石油树脂、改性石油树脂、加氢石油树脂；(3)裂解轻芳烃闪蒸油加氢生产芳烃溶剂油；(4)裂解轻芳烃加氢裂解制备轻质裂解原料；(5)裂解轻芳烃加氢做汽油调和组分；(6)部分裂解轻芳烃用于Toray TAC9重芳烃生产混二甲苯；(7)裂解轻芳烃加氢轻质化增产BTX芳烃等。

发明内容：

本发明提出一种轻芳烃加氢工艺，本工艺将采用两段加氢，预加氢反应将双烯饱和，防止主加氢反应结焦。主加氢反应将不饱和烃饱和，脱除S、N、O和杂质。本工艺采用深度加氢脱硫工艺，产品最终硫含量小于5pm。

本发明的技术方案是：一种轻芳烃加氢工艺包括下述三段工艺，分别为：轻芳烃加氢减压蒸馏工艺、轻芳烃加氢预加氢工艺及轻芳烃加氢主加氢工艺；

(一)、轻芳烃加氢减压蒸馏工艺包括下列步骤：

(1)、轻芳烃原料从原料罐区来，经过脱重原料进料泵加压，再经过控制阀计量后分两路进入1#脱重塔和2#脱重塔，其中一路经过控制阀、1#脱重塔预热器预热至100℃左右后进入1#脱重塔进行预分离，1#脱重塔塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔釜温度144℃，塔底物料通过1#脱重塔底泵后经过1#脱重塔底再沸器进行加热后再次进入1#脱重塔进行循环，另一部分渣油经过1#塔底油水冷器冷却后送入储罐，1#脱重塔底再沸器热量由1.0MPaG饱和蒸汽提供，塔顶汽相经1#脱重塔顶冷凝器冷凝到45℃后进入1#脱重塔顶分液罐，回流罐内轻组分油经1#脱重塔顶回流泵加压一部分作为塔顶回流返回到1#脱重塔，1#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m，另一部分去脱重产品油罐，1#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵抽真空；

(2)、另外一路经过2#脱重塔预热器预热至100℃左右后进入2#脱重塔进行预分离，2#脱重塔塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔底物料通过2#脱重塔底泵后经过2#脱重塔底再沸器进行加热后再次进入2#脱重塔进行循环，另一部分渣油经过2#塔底油水冷器冷却后送入储罐，2#脱重塔底再沸器热量由0.6MPa饱和蒸汽提供，塔顶汽相经脱2#脱重塔顶冷凝器冷凝到40℃后进入1#脱重塔顶分液罐，回流罐内轻组分油经2#脱重塔顶回流泵加压一部分作为塔顶回流返回到脱重塔，另一部分去脱重产品油罐，2#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵抽真空；

(二)、轻芳烃加氢预加氢工艺包括下列步骤：

(1)、脱重后的脱重产品油从罐区过来后经过加氢进料泵加压至2.1MPa后，与预加氢反应循环液以及新氢混合后进入预加氢反应器底部入口分配器后从下而上通过催化剂床层，进行双烯、苯乙烯和少量单烯烃物质的选择性加氢反应，预加氢反应器的压力为2.0MPaG，入口温度60～70℃初期/80～110℃末期，床层及预加氢反应器出口温度110～180℃，进料量6.25t/h，循环量37.25t/h，空速0.5～1.2h^-1，氢油比100～200，从预加氢反应器侧面抽出液相循环料经过预加氢循环泵加压后再经过预加氢循环冷却器冷却后与新氢、原料混合后再次进入预加氢反应器入口进行循环，从预加氢反应器顶部出料至主加氢反应；预加氢所用的催化剂为W-214A，W-214A主要成分Ni、Al₂O₃及助剂，规格(mm)Ф1.8×(3～10)，堆密度(Kg/L)0.65±0.05，强度(N/cm)≥80.0，比表面积(m²/g)＞150，孔容(ml/g)＞0.35，催化剂W-214A用量为11m³/次，预加氢反应器规格Φ1400×10500；

(2)、预加氢反应器中装填C9加氢双烯饱和催化剂W214A，瓷球规格为φ10、φ20，首先在箅子板上铺两层20目304SS的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，催化剂装完后，仔细扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并仔细扒平；再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm；

(3)、预加氢反应系统干燥和还原：预加氢反应系统气密完成后，保证压力在1.0MPa，开始催化剂的干燥，(1)充入氮气控制预加氢反应器压力在1.0MPa，对预加氢反应器进行升温，以每小时20℃的速率升温至120℃，然后恒温4小时进行干燥；(2)然后再以每小时20℃的速率升温至230℃，然后恒温5小时进行干燥；(3)待尾气中水含量明显下降后，干燥结束，准备进行催化剂的还原，以30℃/h的速率降温，降至150℃，准备引氢气置换氮气；开始催化剂的还原：a、在压力1.0Mpa，使用氢气直接置换系统，高点放空，待氢气纯度达到90％后，开启加热炉，控制H₂空速约500～1000h^-1，以15℃/h升温到150℃，恒温4小时；b、以10℃/h—15℃/h将床层提温至230℃，稳定5小时，待床层温度均匀；氢气可通过氢压机在系统内进行循环，系统压力1.0MPa，压力过高时可适当放空，氢气的加入量根据压力变化适当调节；c、以10℃/h—15℃/h提床层温度至400℃，待床层温度均匀，恒温20小时；d、以10℃/h—15℃/h提床层温度至420℃，待床层温度均匀，恒温4小时；e、整个过程切出的反应水质量基本接近理论值或者基本无水排出时，认为催化剂已完全还原；f、缓慢降至室温，进行下一步的钝化操作；钝化：启动硫化油注入泵，向预加氢反应器注入120#溶剂油，当油路系统循环后，启动泵对预加氢反应器进行打循环，控制空速2.0～2.5h^-1，氢油体积比200:1，然后启动硫化剂注入泵，二甲基二硫用量为3kg/m3新催化剂，控制硫含量＜200ppm，控制出口温度＜100℃，反应器进口和出口硫含量相差量＜30～40ppm结束硫化，保持钝化5小时后停泵结束；

(三)、轻芳烃加氢主加氢工艺包括下列步骤：

经过预加氢反应后的油品进入进料缓冲罐V-107，进料缓冲罐V-107设置氮封，再经过脱水、过滤后与循环氢混合后经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102、导热油换热器E2105换热升温至240℃后通过电加热器F2101副线后从上而下分别进入主加氢反应器R2101A、主加氢反应器R2101B，主加氢反应器R2101A和主加氢反应器R2101B的压力均为1.7MPaG、入口温度均为240～300℃、空速均为0.5～1.0h^-1、氢油比均为600～800，在主加氢反应器R2101A与主加氢反应器R2101B中间由循环氢急冷控制主加氢反应器R2101B入口温度，保证R2101B入口温度在290℃，加氢后的油气经过氧化锌反应器R2102进行脱硫，再经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102和加氢产物冷却器E2104冷却至45℃后进入高压分离器V2101进行气液分离，经过分离的气相去循环氢压缩机入口分液罐V2103，然后进入循环氢压缩机C2101加压后分为三路，其中第一路进入管线PL21208与预加氢出来的油品混合后去主加氢反应器，第二路进入主加氢反应器R2101B入口控制主加氢反应器R2101B入口温度，以控制反应温升，第三路经过换热器E2104冷却后又返回至循环氢压缩机C2101入口，控制循环氢压缩机C2101的循环量；循环氢压缩机C2101进口压力1.3MPaG、出口压力1.9MpaG，循环氢压缩机C2101进气温度常温、出口温度90℃；经过高压分离器分离的液相去低压分离器V2102，压力控制在0.3MPa，顶部不凝气送往放空管网，底部产品油经过加氢产品泵P2103A/B加压后出装置；主加氢反应器R2101A填加的催化剂为催化剂W-214B,催化剂W214B以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，催化剂W-214B主要成分NiO、MoO₃、Al₂O₃及助剂，催化剂W214B以Ni、Mo为主要活性组分，主加氢反应器R2101A规格为Φ1600×10000催化剂装填量为8m³，催化剂W-214B规格(mm)Ф1.8×(3～10)、堆密度(Kg/L)0.65±0.05、强度(N/cm)≥80.0、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35；主加氢反应器R2101B内填加的催化剂为催化剂W214C，催化剂W214C以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，催化剂W214C主要成分为CoO、MoO₃、Al₂O₃及助剂，催化剂W214C以Co、Mo为主要活性组分，主加氢反应器R2101B的规格为Φ1600×10000催化剂装填量为8m³，催化剂W214C规格(mm)Ф1.8×(3～10)、堆密度(Kg/L)0.65±0.05、强度(N/cm)≥80.0、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35；氧化锌反应器R2102规格Φ1600×10000催化剂W-305装填量为10m³，催化剂W-305由活性氧化锌+活性助剂组成，规格(mm)Φ3-5×5～20、堆比重(g/ml)0.95±0.05、强度(N/cm)≥60、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35。

步骤(一)中1#原料进料泵流量为8m³/h、扬程为30m，1#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，2#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，2#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m。

步骤(二)中氢气和轻芳烃组分混合进入催化剂床层，将轻芳烃组分中的双烯烃、苯乙烯及衍生物、茚、部分单烯烃加氢，主要反应如下：双烯烃加氢变为单烯烃：C_nH_2n-2+H₂→C_nH_2n，单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，苯乙烯加氢变为乙基苯：C₆H₅C₂H₃+H₂→C₆H₅C₂H₅，茚加氢生成茚满：C₉H₈+H₂→C₉H₁₀，脱硫化物反应：RS+H₂→R₁+H₂S。

步骤(三)中催化剂的填装方法为：在箅子板上铺两层20目304SS的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，装填催化剂，催化剂装完后扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并扒平，再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm。

步骤(三)中在反应器内主要进行单烯烃加氢反应、部分苯乙烯衍生物加氢和硫化物加氢裂解，主要反应如下：单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，硫化物加氢变为烷烃：C₄H₄S+2H₂→C₄H₆+H₂S，氮化物加氢变为烷烃：2RN+3H₂→R₁+2NH₃。

本发明具有如下有益效果：加氢精制是指在催化剂和氢气存在下，石油馏分中的硫、氮、氧的非烃组分发生脱除硫、氮、氧的反应，含金属有机化合物发生氢解反应，同时烯烃发生加氢饱和反应。采用本工艺，原料油在高活性的催化剂条件下深度加氢，产品收率高能耗小，通过本工艺的加氢脱硫后的产品：总硫(不含硫化氢)＜5mg/kg，溴价：≤3gBr/100g，密度：≤0.89，轻油色度：不大于1。

具体实施方式：

下面结合实例对本发明作进一步说明：

(一)、轻芳烃加氢减压蒸馏工艺包括下列步骤：

(1)、轻芳烃原料从原料罐区来，经过脱重原料进料泵P1101A/B加压，原料进料泵流量为8m³/h、扬程为30m，再经过FV10101计量后分两路进入1#脱重塔和2#脱重塔，其中一路经过FV1001、1#脱重塔预热器E1102预热至100℃左右后进入1#脱重塔T1101进行预分离，1#脱重塔T1101塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔釜温度144℃，塔底物料通过1#脱重塔底泵P1102A/B后经过1#脱重塔底再沸器E1103进行加热后再次进入1#脱重塔进行循环，1#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，另一部分渣油经过1#塔底油水冷器E1112冷却后送入储罐，1#脱重塔底再沸器热量由1.0MPaG饱和蒸汽提供，塔顶汽相经脱1#脱重塔顶冷凝器E1104冷凝到45℃后进入1#脱重塔顶分液罐V1101，回流罐内轻组分油经1#脱重塔顶回流泵P1103A/B加压一部分作为塔顶回流返回到1#脱重塔，1#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m，另一部分去脱重产品油罐，1#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵P1106A/B抽真空；塔顶产品收率大于97％。该塔在-0.080MPaG的压力下操作，塔压是通过压力控制阀PV10101调节。保证脱重塔在恒定的-0.080MPaG压力下，降低被分离组分的相对挥发度，提高了分离效率。1#脱重塔T1101的塔底温度直接影响产品质量，增加塔底温度将增加塔顶产品中的重组分含量，降低塔底温度则增加塔底产品中轻组分的含量，降低了轻组分的收率，所以塔底温度必须控制144℃，在这个温度下产品收率大于97％。脱重塔底的温度通过1#脱重塔底再沸器E1103控制，热量来源来自于1.0MPa的饱和蒸汽。

开工时，启动真空泵P1106A/B，系统缓慢开始抽负压，注意控制抽负压速率不大于15kPa/h，投用1#脱重塔底再沸器E1103，开始给1#脱重塔T1101内物料加热，控制升温速率不大于30℃/h，当1#脱重塔顶分液罐V1101液位达到50％后，启动1#脱重塔顶回流泵P1103A/B开始打回流，保证回流温度小于60℃，采用全回流操作，慢慢调整1#脱重塔T1101参数，逐渐向设计参数靠拢，当轻芳烃脱重塔各工艺参数达到设计要求，馏出口合格送往罐区，保持当1#脱重塔顶分液罐V1101液位30％。

停车时，1#脱重塔T1101系统开始降温降量，以每小时20％的速率逐渐减少脱重塔的进料量，当负荷降到50％时，停止向1#脱重塔T1101进料，然后逐渐关闭1#脱重塔底再沸器E1103蒸汽进口阀门直至全关，采用全回流操作，当1#脱重塔顶分液罐V1101液位不再上涨后，关闭1#脱重塔顶回流泵P1103A/B，保证1#脱重塔T1101液位30％，确认各塔釜温度保持在90～100℃以下，关闭真空泵P1106A/B，缓慢增加各塔顶补氮气阀门，破除真空，更换精馏塔底和回流罐顶压力表为正压表，停脱重塔系统循环水系统，循环水在进出口放空，启动脱重塔回流泵，将回流罐内物料全部送至脱重塔中，泵抽空时关闭泵，将1#脱重塔T1101内的物料送至脱重塔底油储罐，泵抽空时停1#脱重塔底泵P1102A/B。按照开车流程进入轻油循环，保持轻油冲洗4小时，确认轻组分油冲洗时间达到了4小时后退油。然后向1#脱重塔T1101充氮气到0.1MPa，利用涨压法将轻组分油压到不合格油储罐，在各个放空接胶皮管，利用氮气将油放进铁皮桶内，打开塔顶放空阀门进行氮气置换，在1#脱重塔底泵P1102A/B入口取样分析氮气中的有机物含量，确认1#脱重塔T1101系统有机物含量小于0.2％，将1#脱重塔T1101系统泄压至0.02MPa以下，系统置换合格。

(2)、另外一路经过2#脱重塔预热器E1107预热至100℃左右后进入2#脱重塔T1102进行预分离，2#脱重塔T1102塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔底物料通过2#脱重塔底泵P1104后经过2#脱重塔底再沸器E1108进行加热后再次进入2#脱重塔进行循环，2#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，另一部分渣油经过2#塔底油水冷器E1113冷却后送入储罐，2#脱重塔底再沸器热量由0.6MPa饱和蒸汽提供，塔顶汽相经脱2#脱重塔顶冷凝器E1109冷凝到40℃后进入1#脱重塔顶分液罐V1102，回流罐内轻组分油经2#脱重塔顶回流泵P1105A/B加压一部分作为塔顶回流返回到脱重塔，2#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m，另一部分去脱重产品油罐，2#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵P1106A/B抽真空；塔顶产品收率大于97％。该塔在-0.080MPaG的压力下操作，塔压是通过压力控制阀PV10101调节。保证脱重塔在恒定的压力下，降低被分离组分的相对挥发度，提高了分离效率。2#脱重塔T1102的塔底温度直接影响产品质量，增加塔底温度将增加塔顶产品中的重组分含量，降低塔底温度则增加塔底产品中轻组分的含量，降低了轻组分的收率，所以塔底温度必须控制144℃。在这个温度下产品收率大于97％。脱重塔底的温度通过2#脱重塔底再沸器E1108控制，热量来源来自于1.0MPa的饱和蒸汽。

开工时，启动真空泵P1106A/B，系统缓慢开始抽负压，注意控制抽负压速率不大于15kPa/h，投用2#脱重塔底再沸器E1108，开始给2#脱重塔T1102内物料加热，控制升温速率不大于30℃/h，当1#脱重塔顶分液罐V1102液位达到50％后，启动2#脱重塔顶回流泵P1105A/B开始打回流，保证回流温度小于60℃，采用全回流操作，慢慢调整T1102参数，馏出口合格送往罐区，保持1#脱重塔顶分液罐V1102液位30％。

停车时，2#脱重塔T1102系统开始降温降量，以每小时20％的速率逐渐减少脱重塔的进料量，当负荷降到50％时，停止向2#脱重塔T1102进料，然后逐渐关闭2#脱重塔底再沸器E1108蒸汽进口阀门直至全关，采用全回流操作，当2#脱重塔顶分液罐V1102液位不再上涨后，关闭2#脱重塔顶回流泵P1105A/B，保证2#脱重塔T1102液位30％，确认各塔釜温度保持在90～100℃以下，关闭真空泵P1106A/B，缓慢增加各塔顶补氮气阀门，破除真空，更换精馏塔底和回流罐顶压力表为正压表，停脱重塔系统循环水系统，循环水在进出口放空，启动脱重塔回流泵，将回流罐内物料全部送至脱重塔中，泵抽空时关闭泵，将2#脱重塔T1102内的物料送至脱重塔底油储罐，泵抽空时停2#脱重塔底泵P1104A/B。按照开车流程进入轻油循环，保持轻油冲洗4小时，确认轻组分油冲洗时间达到了4小时后退油。然后向2#脱重塔T1102充氮气到0.1MPa，利用涨压法将轻组分油压到不合格油储罐，在各个放空接胶皮管，利用氮气将油放进铁皮桶内，打开塔顶放空阀门进行氮气置换，在2#脱重塔底泵P1104A/B入口取样分析氮气中的有机物含量，确认2#脱重塔T1102系统有机物含量小于0.2％，将2#脱重塔T1102系统泄压至0.02MPa以下，系统置换合格。

轻组分油中要求萘含量小于5％，萘含量越多对加氢操作的影响越大，但是萘含量如果偏小，会增加塔底的轻组分量，影响萘组分塔的操作，本申请操作过程中轻组分油中的萘含量控制在2％～3％。

(二)轻芳烃加氢减压蒸馏工艺包括下列步骤：

(1)、脱重后的脱重产品油从罐区过来后经过加氢进料泵P2101A/B加压至2.1MPa后，与预加氢反应循环液以及新氢混合后进入预加氢反应器R2103底部入口分配器后从下而上通过催化剂床层，进行双烯、苯乙烯和少量单烯烃物质的选择性加氢反应，反应是低温液相加氢反应，反应过程为放热反应，从预加氢反应器顶部出料至主加氢反应；从预加氢反应器侧面抽出液相循环料经过预加氢循环泵P2102A/B加压后再经过预加氢循环冷却器E2103冷却后与新氢、原料混合后再次进入预加氢反应器入口进行循环，在初次开车时，预加氢反应器的温度可以通过E2103换热提温后达到反应温度。预加氢反应器的反应温度由反应器反应循环液的循环量及温度来控制，随着催化剂活性的下降，操作中反应器的入口温度需要逐步升高，它可以通过调节反应器循环液的冷却量来进行，同时为了维持反应器中的氢分压需要加入过量的氢气；预加氢反应器R2103：压力2.0MPaG，预反操作压力偏大，进料量减少，预反操作压力偏小，加氢效果下降，苯乙烯含量增高，所以预反操作压力控制在2.0MPaG。预加氢反应器入口温度60～70℃(初期)/80～110℃(末期)，预加氢反应器入口温度<60℃，出口苯乙烯高，主反温升高，产品不合格，预加氢反应器入口温度>110℃，床层压差增大结焦迅速，反应器飞温，所以预加氢反应器入口温度控制在60～70℃。床层及预加氢反应器出口温度110～180℃，床层及出口温度偏大，床层飞温，预加氢反应器出口温度偏小，加氢效果下降，二烯烃含量增高，所以预加氢反应器出口温度控制在110～180℃。预加氢反应器进料量6.25t/h，进料量偏大，二烯烃含量高，反应器温升高，进料量偏小，造成预反入口温度高，反应器压力波动，内循环量波动，液位波动，所以预加氢反应器进料量控制在6.25t/h。内循环量FT20202 37500kg/h，内循环量偏大，加氢效果下降，二烯烃含量增高，内循环量偏小，床层温升高结焦加快，床层飞温，所以内循环量控制在37500kg/h。空速0.5～1.2h^-1，空速大于0.5～1.2h^-1，意味着单位时间里通过催化剂的原料油量多，原料油在催化剂上停留时间短，反应深度浅；反之亦然，所以空速控制在0.5～1.2h^-1最佳。氢油比100～200。氢油比过大，单位时间内流过催化剂床层的气体量增加，流速加快，反应物在催化剂床层里的停留时间缩短，反应时间较少，不利于加氢反应的进行，氢油比过小，参与反应的氢气分子数减江，有利于提高反应深度，所以氢油比控制在20～200最佳。

(2)、预加氢反应器中装填C9加氢双烯饱和催化剂W214A，以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，以Ni为主要活性组分，并且含有抗硫中毒的活性成分，使催化剂既具有较高的二烯烃饱和活性，又具有较长的使用寿命。该催化剂具有堆密度小、孔容比表面积大、活性组分分布均匀的特点。W214A可以作为C9或C9+为原料的一段加氢双烯烃饱和的催化剂，对其中的苯乙烯、双环戊二烯等二烯烃进行加氢饱和，达到阻止原料聚合，结焦的目的。W214A装填量为11m³，瓷球规格为φ10、φ20。首先在箅子板上铺两层20目304SS(0Cr18Ni9)的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平。催化剂装完后，仔细扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并仔细扒平；再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm。

(3)、预加氢反应系统干燥和还原：预加氢反应系统气密完成后，保证压力在1.0MPa，开始催化剂的干燥，(1)充入氮气控制预加氢反应器压力在1.0MPa，对预加氢反应器进行升温，以每小时20℃的速率升温至120℃，然后恒温4小时进行干燥；(2)然后再以每小时20℃的速率升温至230℃，然后恒温5小时进行干燥；(3)待尾气中水含量明显下降后，干燥结束，准备进行催化剂的还原，以30℃/h的速率降温，降至150℃，准备引氢气置换氮气；开始催化剂的还原：a、在压力1.0Mpa，使用氢气直接置换系统，高点放空，待氢气纯度达到90％后，开启加热炉，控制H₂空速约500～1000h^-1，以15℃/h升温到150℃，恒温4小时；b、以10℃/h—15℃/h将床层提温至230℃，稳定5小时，待床层温度均匀；氢气可通过氢压机在系统内进行循环，系统压力1.0MPa，压力过高时可适当放空，氢气的加入量根据压力变化适当调节；c、以10℃/h—15℃/h提床层温度至400℃，待床层温度均匀，恒温20小时；d、以10℃/h—15℃/h提床层温度至420℃，待床层温度均匀，恒温4小时；e、整个过程切出的反应水质量基本接近理论值或者基本无水排出时，认为催化剂已完全还原；f、缓慢降至室温，进行下一步的钝化操作；钝化：启动硫化油注入泵，向预加氢反应器注入120#溶剂油，当油路系统循环后，启动泵对预加氢反应器进行打循环，控制空速2.0～2.5h^-1，氢油体积比200:1，然后启动硫化剂注入泵，二甲基二硫用量为3kg/m3新催化剂，控制硫含量＜200ppm，控制出口温度＜100℃，反应器进口和出口硫含量相差量＜30～40ppm结束硫化，保持钝化5小时后停泵结束。催化剂钝化的好处在于催化剂在进行还原后，其正常的活性可以满足在低温液相条件下使双烯和苯乙烯加氢，但还原过程中可能产生一些高活性中心，这些高活性中可以在低温液相条件下使芳烃加氢，放出大量的热，破坏正常的加氢操作，故需要对一反催化剂进行钝化，从而抑制一些强的高活性中心，避免芳烃加氢。

在预加氢反应器R2103中，轻芳烃原料中轻组分在低温液相下加氢，轻芳烃原料中轻组分与液相循环物料混合后进入预加氢反应器中，氢气由新鲜氢与原料一起进入反应器，在反应器内双烯烃、苯乙烯及衍生物、茚和部分单烯烃被选择性加氢，得到稳定的裂解汽油。主要反应如下：双烯烃加氢变为单烯烃：C_nH_2n-2+H₂→C_nH_2n，单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，苯乙烯加氢变为乙基苯：C₆H₅C₂H₃+H₂→C₆H₅C₂H₅，茚加氢生成茚满：C₉H₈+H₂→C₉H₁₀，脱硫化物反应：RS+H₂→R₁+H₂S。

随着操作的进程，由于胶质和聚合物在催化剂活性表面上不断积累，使催化剂的活性下降，当活性下降到最高入口操作温度达110℃时，产品质量不能够达到要求时，催化剂必须再生。若预加氢反应器产品双烯值含量超过规范要求，反应器入口温度将要增加，通常入口温度调节1～2℃，当入口温度过高时，易产生反应器温度偏差，因此要避免在过高的入口温度下操作。预加氢反应器循环油有三重作用，一是减少进入加氢反应器物料中胶质的比例；二是增加了空速，加大了对催化剂床层上胶质的冲刷；三是有利于反应热的带走，减少聚合。

通过本工艺烯烃含量由≤15gI₂/100g降至≤3gI₂/100g，溴值由≤170gBr₂/100g降至≤25gBr₂/100g，烯烃的含量的高低对催化剂活性的影响较小，但是，烯烃容易发生聚合反应，其聚合物会引起床层上部催化剂表面结焦，使反应器催化剂床层压降迅速增加，缩短装置的运转周期。此外，烯烃的加氢饱和是强放热反应，溴价每降低1个单位，耗氢量约为1.07～1.42Nm³/m³，放出反应热为16.2KJ/kg进料。因此原料油中高的烯烃含量会引起催化剂床层高的温升以及大的化学耗氢。

(三)、轻芳烃加氢主加氢工艺包括下列步骤：经过预加氢反应后的油品进入进料缓冲罐V-107，进料缓冲罐V-107设置氮封，再经过脱水、过滤后与循环氢混合后经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102、导热油换热器E2105换热升温至240℃后通过电加热器F2101副线后从上而下进入主加氢反应器R2101A、主加氢反应器R2101B，主加氢反应器R2101A和主加氢反应器R2101B的压力均为1.7MPaG、入口温度均为240～300℃、空速均为0.5～1.0h^-1、氢油比均为600～800，本申请都是体积空速，空速偏大，意味着单位时间里通过催化剂的原料油量多，原料油在催化剂上停留时间短，反应深度浅；反之亦然，所以本申请的空速控制在0.5～1.0h^-1。在主加氢反应器R2101A与主加氢反应器R2101B中间由循环氢急冷控制主加氢反应器R2101B入口温度，保证R2101B入口温度在290℃，从而将有机硫加氢转化为硫化氢、烯烃饱和，由于加氢反应是放热反应，故操作温度对加氢反应来说非常重要，催化剂床层温度是反应部分最重要的工艺参数，提高温度有利于加氢反应深度，但温度过高，容易造成床层飞温，所以温度控制在290℃使加氢反应有足够的深度又不会造成床层飞温。加氢后的油气经过氧化锌反应器R2102进行脱硫，将硫化氢脱至＜1ppm，再经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102和加氢产物冷却器E2104冷却至45℃后进入高压分离器V2101进行气液分离，经过分离的气相去循环氢压缩机入口分液罐V2103，然后进入循环氢压缩机C2101加压后分为三路，其中第一路进入管线PL21208与预加氢出来的油品混合后去主加氢反应器，第二路进入主加氢反应器R2101B入口控制主加氢反应器R2101B入口温度，以控制反应温升，第三路经过换热器E2104冷却后又返回至循环氢压缩机C2101入口，控制循环氢压缩机C2101的循环量；循环氢压缩机C2101进口压力1.3MPaG、出口压力1.9MpaG，循环氢压缩机C2101进气温度常温、出口温度90℃；经过高压分离器分离的液相去低压分离器V2102，压力控制在0.3MPa，顶部不凝气送往放空管网，底部产品油经过加氢产品泵P2103A/B加压后出装置；以检测：总硫(不含硫化氢)＜5mg/kg，溴价：≤3gBr/100g，密度：≤0.89，轻油色度：不大于1。主加氢反应器R2101A填加的催化剂为W-214B,W-214B主要成分NiO、MoO₃、Al₂O₃及助剂，主加氢反应器R2101AΦ1600×10000催化剂装填量为8m³，规格(mm)Ф1.8×(3～10)，堆密度(Kg/L)0.65±0.05，强度(N/cm)≥80.0，比表面积(m²/g)＞180，孔容(ml/g)＞0.35；主加氢反应器R2101B内填加的催化剂为W214C，W214C轻芳烃加氢脱硫催化剂以Co、Mo为主要活性组分，主加氢反应器R2101BΦ1600×10000催化剂装填量为8m³，规格(mm)Ф1.8×(3～10)，堆密度(Kg/L)0.65±0.05，强度(N/cm)≥80.0，比表面积(m²/g)＞180，孔容(ml/g)＞0.35；随着时间的推移，由于主加氢反应器催化剂活性中心表面结焦使得催化剂活性下降，按要求必须提高主加氢反应器入口温度以保证主加氢产品质量，当主加氢反应器入口温度再提高也不能保证主加氢产品质量时，主加氢反应器催化剂就必须再生。

主加氢反应器R2101A塔中装填的催化剂W214B以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，催化剂W214B以Ni、Mo为主要活性组分，该催化剂既具有较高的烯烃加氢饱和活性，又具有一定的加氢脱硫能力。催化剂W214B可以作为以C9或C9+为原料的二段加氢单烯烃饱和及加氢脱硫催化剂，既可以对其中的不饱和烯烃进行加氢饱和，达到阻止原料聚合，结焦的目的，又能转化部分硫化物，达到脱硫的目的，减轻了后续装置脱硫催化剂的负担。在箅子板上铺两层20目304SS(0Cr18Ni9)的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，催化剂装填量为8m³，催化剂装完后，仔细扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并扒平，再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm；

主加氢反应器R2101B塔中装填的催化剂W214C以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，以Co、Mo为主要活性组分，含有耐胶质的活性成分，使催化剂既具有较高的加氢脱硫活性，又具有较长的使用寿命。W214C可以作为以C9或C9+为原料的二段加氢脱硫催化剂，配合W214B使用，可以使烯烃饱和和加氢脱硫同时进行，从而提高油品的稳定性及质量。在箅子板上铺两层20目304SS的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，催化剂装完后扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并扒平；再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm。

在反应器内主要进行单烯烃加氢反应、部分苯乙烯衍生物加氢和硫化物加氢裂解，主要反应如下：单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，硫化物加氢变为烷烃：C₄H₄S+2H₂→C₄H₆+H₂S，氮化物加氢变为烷烃：2RN+3H₂→R₁+2NH₃。

油品进入进料缓冲罐V-107为了避免原料油中的茚接触空气，茚接触空气时会吸氧，加热这些原料油时，氧就和某些不饱和烃反应生成聚合物——胶质。烯烃比饱和烃更易和氧反应。在换热器中容易沉积和结垢，大大降低传热效率。此外，这些聚合物进入反应器中会沉积在催化剂床层上，增大床层压降，降低催化剂活性，缩短装置运转周期。进料缓冲罐V-107的作用主要有三点：①在原料因外系统原因中断的情况下，起到缓冲作用，避免加氢高压反应进料泵抽空，造成装置进料中断和机泵损坏；②可以通过延长外来原料的停留时间，让原料中夹杂的水分分层脱除，避免大量明水进入反应系统对催化剂造成粉碎性影响；③为防止原料中的烯烃接触氧气氧化，造成反应器压降上升，对该罐进行氮气保护。另外，①控制好进料缓冲罐V-107的液面，防止冒罐或因液位过低造成加氢进料泵抽空。其液面由轻组分进料控制阀控制，由原料进装置的流量大小来调节进料缓冲罐V-107液位的高低。正常生产时控制液面60％-80％，液面低于控制值时增加原料进装置量，液面高时则相反。在装置原料因突发性外因引起原料中断时，需要立即将装置进料量降低到装置负荷的60％，赢得缓冲时间。②控制好进料缓冲罐V-107的压力，防止压力过高及过低，甚至负压。压力过高会跳安全阀或损坏设备，过低(甚至负压)不仅可能造成加氢进料泵抽空或使加氢进料波动，而且造成氧气进入罐内，烯烃氧化结焦。压力由分程控制来调节燃料气的补入或排放平衡。正常生产时控制压力为0.3MPa。③加强进料缓冲罐V-107脱水，严防加氢进料带水。

原料油在进装置前要脱除掉明水。原料油含水有多方面的危害，一是引起加热炉操作波动，炉出口温度不稳，反应温度随之波动，燃料消耗量增加，产品质量受到影响；二是原料中大量水汽化后引起装置压力的变化，恶化各控制回路的运行；三是对催化剂造成危害，高温操作的催化剂如果长时间接触水，容易引起催化剂表面活性金属组分的老化聚合，活性下降，强度下降，催化剂颗粒发生粉化现象，堵塞反应器。

原料油在进装置前要进行过滤。原料油中常带有一些固体颗粒，特别是当原料油酸值高时因设备腐蚀还生产一些腐蚀产物。这些杂质将沉积在催化剂床层中，导致反应器压降升高而使装置无法正常操作，因此原料在进反应器前应先经过过滤装置，脱除其中的固体颗粒物。

循环氢在本申请中有三个作用：①使反应系统保持高的氢分压，由于大部分的补充氢被化学反应所消耗，如果没有循环氢则氢分压很低。②循环氢作为热传递载体，可限制催化剂床层的温升。加氢精制反应释放出大量的热，通过加大空速将反应器内的热量及时带走，以控制催化剂床层的温升。③促使液体进料均匀分布在整个催化剂床层，以抑制热点形成，从而提高反应性能。本申请的循环氢纯度为不小于80％(体积分数)。装置一般不作循环纯度的调节，如果循环氢纯度低于80％(体积分数)，则从装置中排出部分废氢。同时补充一部分新氢来维持装置的氢纯度。

氢油比对加氢反应的影响主要有如下方面：(1)氢油比偏小，参与反应的氢气分子数减少，不利于提高反应深度。(2)氢油比偏小，反应器内氢气分子数减少，不利于抑制结焦前驱物的脱氢缩合反应，使催化剂表面的积炭量增加，催化剂的活性下降，催化剂的使用周期变短。(3)对于反应停留时间的影响。氢油比偏大，单位时间内流过催化剂床层的气体量增加，流速加快，反应物在催化剂床层里的停留时间缩短，反应时间较少，不利于加氢反应的进行。所以氢油比不能高也不能低，应控制在600～800。

反应器入口温度是正常操作中的主要控制参数，反应温度的高低直接影响催化剂性能的发挥和加氢精制反应效果的好坏。反应温度过高时，反应速度加快，反应深度加深，反应放热增大，脱硫率和脱氮率有一定量的增加，但油品裂解反应也增多，化学耗氢增多，催化剂积炭速度增快，使反应生成油液体收率下降，反应生成油溴价上升，由于反应放热增大，导致反应温度恶性循环上升，甚至生产“飞温”，缩短催化剂的使用周期，损坏设备。而反应器入口温度过低，则不能发挥催化剂的活性，反应转化率低，脱硫率、脱氮率达不到要求，不饱和烃的加氢饱和率不足，使产品的质量全面不合格。所以本申请的入口温度均控制为240～300℃。

正常生产中，反应器进口温度和催化剂床层温升是要严格控制的参数，应尽量保持其平稳。提高反应进料量时，由于初期反应器进口的温度调节有一定的滞后，反应器进口的温度会有所下降，但随着反应进料量的加大，加氢反应放热的增多，会使催化剂床层的温度上升，若先提温，则会加大这种温升，不利于平稳操作。因此，生产中待反应器入口温度及床层温度平稳后再提温；而先降量，则会由于反应器进口温度调节的滞后，在初期，会使反应器进口温度上升，同时不利于反应温度的平稳控制，故降量时，应先降温。

Claims (5)

1.一种轻芳烃加氢工艺，该工艺包括下述三段工艺，分别为：轻芳烃加氢减压蒸馏工艺、轻芳烃加氢预加氢工艺及轻芳烃加氢主加氢工艺；

(一)、轻芳烃加氢减压蒸馏工艺包括下列步骤：

(1)、轻芳烃原料从原料罐区来，经过脱重原料进料泵加压，再经过控制阀计量后分两路进入1#脱重塔和2#脱重塔，其中一路经过控制阀、1#脱重塔预热器预热至100℃左右后进入1#脱重塔进行预分离，1#脱重塔塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔釜温度144℃，塔底物料通过1#脱重塔底泵后经过1#脱重塔底再沸器进行加热后再次进入1#脱重塔进行循环，另一部分渣油经过1#塔底油水冷器冷却后送入储罐，1#脱重塔底再沸器热量由1.0MPaG饱和蒸汽提供，塔顶汽相经1#脱重塔顶冷凝器冷凝到45℃后进入1#脱重塔顶分液罐，回流罐内轻组分油经1#脱重塔顶回流泵加压一部分作为塔顶回流返回到1#脱重塔，1#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m，另一部分去脱重产品油罐，1#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵抽真空；

(2)、另外一路经过2#脱重塔预热器预热至100℃左右后进入2#脱重塔进行预分离，2#脱重塔塔顶压力-0.080MPaG，塔顶温度108℃，塔釜压力-0.060MPaG，塔底物料通过2#脱重塔底泵后经过2#脱重塔底再沸器进行加热后再次进入2#脱重塔进行循环，另一部分渣油经过2#塔底油水冷器冷却后送入储罐，2#脱重塔底再沸器热量由0.6MPa饱和蒸汽提供，塔顶汽相经脱2#脱重塔顶冷凝器冷凝到40℃后进入1#脱重塔顶分液罐，回流罐内轻组分油经2#脱重塔顶回流泵加压一部分作为塔顶回流返回到脱重塔，另一部分去脱重产品油罐，2#脱重塔采用负压操作，通过脱重塔真空泵抽真空；

(二)、轻芳烃加氢预加氢工艺包括下列步骤：

(1)、脱重后的脱重产品油从罐区过来后经过加氢进料泵加压至2.1MPa后，与预加氢反应循环液以及新氢混合后进入预加氢反应器底部入口分配器后从下而上通过催化剂床层，进行双烯、苯乙烯和少量单烯烃物质的选择性加氢反应，预加氢反应器的压力为2.0MPaG，入口温度60～70℃初期/80～110℃末期，床层及预加氢反应器出口温度110～180℃，进料量6.25t/h，循环量37.25t/h，空速0.5～1.2h^-1，氢油比100～200，从预加氢反应器侧面抽出液相循环料经过预加氢循环泵加压后再经过预加氢循环冷却器冷却后与新氢、原料混合后再次进入预加氢反应器入口进行循环，从预加氢反应器顶部出料至主加氢反应；预加氢所用的催化剂为W-214A，W-214A主要成分Ni、Al₂O₃及助剂，规格(mm)Ф1.8×(3～10)，堆密度(Kg/L)0.65±0.05，强度(N/cm)≥80.0，比表面积(m²/g)＞150，孔容(ml/g)＞0.35，催化剂W-214A用量为11m³/次，预加氢反应器规格Φ1400×10500；

(2)、预加氢反应器中装填C9加氢双烯饱和催化剂W214A，瓷球规格为φ10、φ20，首先在箅子板上铺两层20目304SS的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，催化剂装完后，仔细扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并仔细扒平；再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm；

(3)、预加氢反应系统干燥和还原：预加氢反应系统气密完成后，保证压力在1.0MPa，开始催化剂的干燥，(1)充入氮气控制预加氢反应器压力在1.0MPa，对预加氢反应器进行升温，以每小时20℃的速率升温至120℃，然后恒温4小时进行干燥；(2)然后再以每小时20℃的速率升温至230℃，然后恒温5小时进行干燥；(3)待尾气中水含量明显下降后，干燥结束，准备进行催化剂的还原，以30℃/h的速率降温，降至150℃，准备引氢气置换氮气；开始催化剂的还原：a、在压力1.0Mpa，使用氢气直接置换系统，高点放空，待氢气纯度达到90％后，开启加热炉，控制H₂空速约500～1000h^-1，以15℃/h升温到150℃，恒温4小时；b、以10℃/h—15℃/h将床层提温至230℃，稳定5小时，待床层温度均匀；氢气可通过氢压机在系统内进行循环，系统压力1.0MPa，压力过高时可适当放空，氢气的加入量根据压力变化适当调节；c、以10℃/h—15℃/h提床层温度至400℃，待床层温度均匀，恒温20小时；d、以10℃/h—15℃/h提床层温度至420℃，待床层温度均匀，恒温4小时；e、整个过程切出的反应水质量基本接近理论值或者基本无水排出时，认为催化剂已完全还原；f、缓慢降至室温，进行下一步的钝化操作；钝化：启动硫化油注入泵，向预加氢反应器注入120#溶剂油，当油路系统循环后，启动泵对预加氢反应器进行打循环，控制空速2.0～2.5h^-1，氢油体积比200:1，然后启动硫化剂注入泵，二甲基二硫用量为3kg/m3新催化剂，控制硫含量＜200ppm，控制出口温度＜100℃，反应器进口和出口硫含量相差量＜30～40ppm结束硫化，保持钝化5小时后停泵结束；

(三)、轻芳烃加氢主加氢工艺包括下列步骤：

经过预加氢反应后的油品进入进料缓冲罐V-107，进料缓冲罐V-107设置氮封，再经过脱水、过滤后与循环氢混合后经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102、导热油换热器E2105换热升温至240℃后通过电加热器F2101副线后从上而下分别进入主加氢反应器R2101A、主加氢反应器R2101B，主加氢反应器R2101A和主加氢反应器R2101B的压力均为1.7MPaG、入口温度均为240～300℃、空速均为0.5～1.0h^-1、氢油比均为600～800，在主加氢反应器R2101A与主加氢反应器R2101B中间由循环氢急冷控制主加氢反应器R2101B入口温度，保证R2101B入口温度在290℃，加氢后的油气经过氧化锌反应器R2102进行脱硫，再经过加氢一级换热器E2101、加氢二级换热器E2102和加氢产物冷却器E2104冷却至45℃后进入高压分离器V2101进行气液分离，经过分离的气相去循环氢压缩机入口分液罐V2103，然后进入循环氢压缩机C2101加压后分为三路，其中第一路进入管线PL21208与预加氢出来的油品混合后去主加氢反应器，第二路进入主加氢反应器R2101B入口控制主加氢反应器R2101B入口温度，以控制反应温升，第三路经过换热器E2104冷却后又返回至循环氢压缩机C2101入口，控制循环氢压缩机C2101的循环量；循环氢压缩机C2101进口压力1.3MPaG、出口压力1.9MpaG，循环氢压缩机C2101进气温度常温、出口温度90℃；经过高压分离器分离的液相去低压分离器V2102，压力控制在0.3MPa，顶部不凝气送往放空管网，底部产品油经过加氢产品泵P2103A/B加压后出装置；主加氢反应器R2101A填加的催化剂为催化剂W-214B,催化剂W214B以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，催化剂W-214B主要成分NiO、MoO₃、Al₂O₃及助剂，催化剂W214B以Ni、Mo为主要活性组分，主加氢反应器R2101A规格为Φ1600×10000催化剂装填量为8m³，催化剂W-214B规格(mm)Ф1.8×(3～10)、堆密度(Kg/L)0.65±0.05、强度(N/cm)≥80.0、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35；主加氢反应器R2101B内填加的催化剂为催化剂W214C，催化剂W214C以γ-A1₂O₃、TiO₂为载体，催化剂W214C主要成分为CoO、MoO₃、Al₂O₃及助剂，催化剂W214C以Co、Mo为主要活性组分，主加氢反应器R2101B的规格为Φ1600×10000催化剂装填量为8m³，催化剂W214C规格(mm)Ф1.8×(3～10)、堆密度(Kg/L)0.65±0.05、强度(N/cm)≥80.0、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35；氧化锌反应器R2102规格Φ1600×10000催化剂W-305装填量为10m³，催化剂W-305由活性氧化锌+活性助剂组成，规格(mm)Φ3-5×5～20、堆比重(g/ml)0.95±0.05、强度(N/cm)≥60、比表面积(m²/g)＞180、孔容(ml/g)＞0.35。

2.根据权利要求1所述的轻芳烃加氢工艺，其特征在于：步步骤(一)中1#原料进料泵流量为8m³/h、扬程为30m，1#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，2#脱重塔底泵流量为147m³/h、扬程为40m，2#脱重塔顶回流泵流量为5.5m³/h、扬程为50m。

3.根据权利要求1所述的轻芳烃加氢工艺，其特征在于：步骤(二)中氢气和轻芳烃组分混合进入催化剂床层，将轻芳烃组分中的双烯烃、苯乙烯及衍生物、茚、部分单烯烃加氢，主要反应如下：双烯烃加氢变为单烯烃：C_nH_2n-2+H₂→C_nH_2n，单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，苯乙烯加氢变为乙基苯：C₆H₅C₂H₃+H₂→C₆H₅C₂H₅，茚加氢生成茚满：C₉H₈+H₂→C₉H₁₀，脱硫化物反应：RS+H₂→R₁+H₂S。

4.根据权利要求1所述的轻芳烃加氢工艺，其特征在于：步骤(三)中催化剂的填装方法为：在箅子板上铺两层20目304SS的不锈钢丝网，用布袋将φ20的惰性瓷球送入塔内，均匀装铺在不锈钢丝网上，瓷球厚度200mm并且扒平，然后再铺φ10惰性瓷球100mm并且扒平，装填催化剂，催化剂装完后扒平，然后再铺φ10惰性瓷球高度为100mm，并扒平，再在φ10瓷球上铺φ20mm的惰性瓷球，厚度200mm。

5.根据权利要求1所述的轻芳烃加氢工艺，其特征在于：步骤(三)中在反应器内主要进行单烯烃加氢反应、部分苯乙烯衍生物加氢和硫化物加氢裂解，主要反应如下：单烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n+H₂→C_nH_2n+2，双烯烃加氢变为饱和烃：C_nH_2n-2+2H₂→C_nH_2n+2，硫化物加氢变为烷烃：C₄H₄S+2H₂→C₄H₆+H₂S，氮化物加氢变为烷烃：2RN+3H₂→R₁+2NH₃。