CN109504421A - 自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法 - Google Patents

Abstract

自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，适用于渣油或和煤的悬浮床加氢反应生成油的减压分馏过程，温度为T1的烃料U1F1经加热炉UF吸热至温度T4成为高焓烃料U1F4，U1F4进入可能用气提气的降压闪蒸过程US汽化降温至T5并分离为气相USV和液相USL，部分基于USL的难汽化烃料UK返回UF炉管内的中间位置，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合快速预热至温度高于T5为T3的混合料U1F3并完成后续吸热过程升温至T4、UK在US中充当液体热载体放热等循环步骤，可显著降低T4数值、UK在炉管内高温加热时间、热敏反应量、残渣收率，提高轻质渣油组分收率、残渣软化点。

Description

自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法

技术领域

本发明涉及自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，适用于渣油或和煤的悬浮床加氢反应生成油的减压分馏过程U1，温度为T1的烃料U1F1经加热炉UF吸热至温度T4成为高焓烃料U1F4，U1F4进入可能用气提气的降压闪蒸过程US汽化降温至T5并分离为气相USV和液相USL，部分基于液相USL的难汽化烃料UK返回UF炉管内的中间位置，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合快速预热至温度高于T5为T3的混合料U1F3并完成UF后续吸热过程升温至T4、UK在US中充当液体热载体放热等循环步骤，可显著降低T4数值、UK在炉管内高温加热时间、热敏反应量、残渣收率，提高轻质渣油组分收率、残渣软化点。

背景技术

中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，煤悬浮床加氢直接液化反应过程R10的产物R10P的热高分油的分离过程使用一台常压分馏塔、一台减压蒸馏塔进料加热炉、一台减压蒸馏塔，相关设计操作条件的信息见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》(出版时间2015年02月)，流程描述见212页至213页，操作条件见226页至231页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。关于神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压塔系统的实际运行状况(主要指减压塔残渣操作温度、轻质渣油组分回收率)，在文献A02《石油和化工设备》2015年第18卷第8期的第32页至35页刊载的作者为张洪伟的文章“减压蒸馏技术在煤直接液化装置的应用”，也给出了描述。

在神华100万吨/年煤加氢直接液化装置中，在常压分馏塔塔底油的减压分馏过程U1，设计温度为T1(395.1℃)、设计压力为0.82MPaA的常压分馏塔底油U1F1，经减压蒸馏塔进料加热炉UF升温至温度T4(407℃)、设计压力为0.588MPaA(588kPaA)成为热料U1F4，U1F4进入配用气提水蒸汽(设计流量为1200kg/h)的减压塔UTOWER的降压闪蒸段US，汽化降温至T5(310.9℃)、设计压力为0.0059MPaA(45mmHg)并分离为气相USV和液相USL，气相上升通过洗涤段、精馏段后冷凝分馏为减一线油、减二线油，随减一线油抽出的塔顶冷循环油经空冷器降温后返回减压塔塔顶作塔顶冷却段填料的喷淋冷回流油，随减二线油抽出的塔中段冷循环油经中段蒸汽发生器降温后返回减压塔中段作中段填料的喷淋冷回流油，随减二线油抽出的塔洗涤段洗涤油(也是塔洗涤段内回流油)经泵加压后强制进入洗涤段用作洗涤段填料的喷淋洗涤油，减压塔塔底残渣去残渣成型工段。关于神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压蒸馏系统，按照文献A02《石油和化工设备》第32页关于“减压塔塔底温度增加36℃使减压塔馏出油收率增加4％”的描述，大约减压塔塔底温度增加10℃可使减压塔馏出油收率增加1％(1.08万吨/年)，因此，提高减压塔塔底温度可以有效提高减压塔馏出油收率。

关于神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压蒸馏系统，从上述文献A01、A02可以看出，存在一个重大的技术问题，其减压塔UTOWER的塔底油温度T5(310.9℃)，与减压蒸馏塔进料加热炉出口温度T4(407℃)相差近96℃，也就是说存在提高减压塔馏出油收率的巨大技术改进空间，然而，采用常规已知的加热和蒸馏技术，难以实现该目标，其问题在于：

①方案一即残渣重沸炉方案

如果采用减压塔底残渣循环加热炉(残渣重沸炉)方案，则减压塔底残渣至少要经历311℃升温至高于311℃(比如407℃)的温度的过程，一方面需要增加残渣循环泵、加热炉，更重要的是，由于残渣包含的组分是未液化煤、催化剂、常规沸点高于530℃的高芳炭率的高粘度烃料(胶质、沥青烯、前沥青烯)，其流动压差极大，加热炉供热通过加热炉炉管管壁后，传递至管内流动的残渣后，残渣主体内部极难进行热传递，必然导致炉管管壁结焦；如果残渣重沸炉温升幅度小，则残渣循环量极大，且无明显的工艺效果；如果残渣重沸炉温升幅度大，则导致残渣在炉管内快速结焦，无法长周期运转，也无法产生有益的工艺效果；因此，残渣重沸炉)方案，在工程上不可行；

②方案二即残渣与常压塔底油混合后的联合加热炉方案

如果采用残渣与常压塔底油混合后的联合加热炉方案，则循环残渣经过了加热炉炉管的全程；第一方面，增加了炉管压降；第二方面，310.9℃的循环残渣首先降低了395.1℃的常压分馏塔底油的温度，导致炉管长度增加，增加炉管压降；第三方面，也是最主要的原因，310.9℃的循环残渣在炉管内的高温受热时间太长、热敏反应产物量很大，会加速联合加热炉炉管结焦速度，降低可蒸馏油数量，使残渣有机组成更趋重质化，缩短连续运行周期，增加检修次数；因此，残渣重沸炉)方案，在工程上不可行；

③方案三采用中国专利ZL201410645835.2

中国专利ZL201410645835.2一种自含重油的烃物流中制取轻质油的方法，设立减压蒸馏塔进料加热炉出口料的闪蒸罐D88、闪蒸罐D88闪蒸气加热炉得到过热气体HHV，然后把至少一部分闪蒸罐D88闪蒸液HHL与过热气体HHV充分混合接触换热实现轻质渣油组分的部分汽化，由于热载体是体量数量巨大、密度很低、体积热容量很小的气体热载体，很难把气相的过热热能高效传递给闪蒸液HHL(高粘度液体、固体)；并且闪蒸液HHL的低沸点的轻质渣油组分的沸点也很高，这样闪蒸罐D88闪蒸气加热炉提供的热能，只有较小比例可以输送至轻质渣油组分，该传热汽化过程的供热选择性较差；因此，专利ZL201410645835，在工程上效率较低，不是理想的方案。

从上述分析可以看出，对于煤加氢直接液化装置的减压蒸馏系统，为了有效提高减压塔馏出油收率，合理的加热和减压蒸馏技术，必须合理解决以下问题中的1个或几个：

①残渣不能单独循环加热，最好与有供氢烃的物料混合加热，以经济地有效抑制结焦；

②残渣循环加热时间应尽量短，以尽量减少热敏反应产物量；

③残渣循环加热流过的炉管长度要尽量短，以尽量缩小可能存在的结焦区管段长度；

④残渣循环加热过程，最好与热稳定好的液体热载体混合，以提高混合强度，强化传热效率，提高热能的有效利用率。

上述分析暗示，需要找到含廉价供氢溶剂的含潜在液体热载体的热物料，先与其混合快速升温，然后流过较短长度炉管快速实现加热任务，符合上述原则的方法即是理想的方法。

至此，已经提出了本发明的基本构想：自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，适用于渣油或和煤的悬浮床加氢反应生成油的减压分馏过程U1，温度为T1的烃料U1F1经加热炉UF吸热至温度T4成为高焓烃料U1F4，U1F4进入可能用气提气的降压闪蒸过程US汽化降温至T5并分离为气相USV和液相USL，部分基于液相USL的难汽化烃料UK返回UF炉管内的中间位置，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合快速预热至温度高于T5为T3的混合料U1F3并完成UF后续吸热过程升温至T4、UK在US中充当液体热载体放热等循环步骤，可显著降低T4数值、UK在炉管内高温加热时间、热敏反应量、残渣收率，提高轻质渣油组分收率、残渣软化点。

本发明所述方法未见报道。

因此，本发明的第一目的是提出自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，作为一种普遍性方法，可提高轻质渣油组分收率、提高残渣软化点，含重油的烃物流可以含有固体颗粒。

本发明第二目的是提出渣油或和煤的上流式悬浮床、沸腾床加氢反应生成油的减压分馏过程，可提高轻质渣油组分收率、提高残渣软化点。

本发明第三目的是提出煤焦油中深度汽化提取蒸馏油的方法，作为一种普遍性方法，可提高轻质渣油组分收率、提高残渣软化点。

发明内容

本发明自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在加热部分UF00，温度为T1的烃料U1F1经加热器UF吸热成为温度为T4的高焓烃料U1F4；

(2)在降压闪蒸降温过程US，高焓烃料U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

降压闪蒸降温过程US，可能使用气提气，与来自高焓烃料U1F4的液料接触；

液相USL，主要由常规沸点高于515℃的烃组分组成；

(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合成温度为T3的混合料U1F3，混合料U1F3中的来自烃料UK的组分随中间预热料U1F2完成中间预热料U1F2的后续吸热过程成为高焓烃料U1F4；

来自烃料UK的组分随高焓烃料U1F4进入降压闪蒸降温过程US，用作液体热载体，进行降温放热过程。

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00的加热器之前，可以将部分基于烃料U1F1的含烃液相物料作为稀释剂与烃料UK混合形成低粘度、易分散的含液体物料UK-MIX，然后物料UK-MIX与中间预热料U1F2混合成混合料U1F3。

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，可以将中间预热料U1F2用管道引出加热炉ONE1-F的上游加热炉炉管ONE1-F-1P，在加热炉ONE1-F炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3再返回加热炉ONE1-F炉体内的下游加热炉炉管ONE1-F-9P中吸热成为高焓烃料U1F4；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热室内；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内；

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，可以将中间预热料U1F2用管道引出前置加热炉ONEA-F的加热炉炉管ONEA-F-P，在加热炉炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3进入后置加热炉ONE9-F炉体内的加热炉炉管ONE9-F-P中吸热成为高焓烃料U1F4；

前置加热炉ONEA-F、后置加热炉ONE9-F，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内。

本发明，通常，(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.05～0.95。

本发明，通常，在汽化烃回收步骤STEP4，冷凝来自降压闪蒸降温过程US的气相USV得到烃油HPF；

在加氢步骤STEP5，至少一部分烃油HPF可以经过加氢改质过程HP转化为加氢油品，所述加氢改质过程HP包含烃油HPF的加氢精制过程HT，还可以包含分离加氢精制过程HT的加氢生成油HTP得到的主要由常规沸点高于350℃烃组分组成的加氢精制蜡油HTVGO的加氢裂化过程HC。

本发明，烃料U1F1，可以选自下列物料中的一种或几种：

①胶状沥青状组分含量高的烃油；

②灰分含量高的烃油；

③易结焦组分含量高的烃油；

④高温易反应物含量高的烃油。

本发明，烃料U1F1，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萃取分离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萃取分离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萃取分离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萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑤页岩油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑥石油砂基重油或其馏分油或其萃取分离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或其萃取分离油；

⑨石油基重油热加工过程所得重油馏分产品或其萃取分离油；

⑩含渣油组分的烃料的悬浮床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

含渣油组分的烃料的沸腾床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

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％的烃油；

所述热加工过程包括焦化过程、催化裂化过程、催化裂解过程、减粘过程、热裂化过程。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于530℃组分的重量含量低于5％。

本发明，一般，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于545℃组分的重量含量低于5％。

本发明，较佳者，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于560℃组分的重量含量低于5％。

本发明，最佳者，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于575℃组分的重量含量低于5％。

本发明，各步骤主要操作条件通常为：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为390～430℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为330～390℃；

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

本发明，各步骤主要操作条件一般为：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为400～420℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为340～380℃；

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，操作压力绝对值：通常低于0.10MPaA、一般低于0.01MPaA、特别者低于0.001MPaA。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点：通常高于120℃、一般高于135℃、较佳者高于150℃、最好者高于180℃。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，可以进入洗涤分离段UTS1以上的塔段UTS2被冷凝得到冷凝油。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，可以进入洗涤分离段UTS1以上的精馏段分离出2个或多个馏分油。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的液相BASE-USL，可以进入洗涤分离段UTS1下部的水蒸气汽提段UTS3减压闪蒸脱出轻渣油组分，分馏塔UT塔底通入汽提蒸汽。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3，作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3SO与气相USV接触并完成气液分离。

本发明，一般，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与循环洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3分为两部分，第一部分循环进入洗涤段UTS1上部成为循环洗涤液体，第二部分作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3SO与气相USV接触并完成气液分离；

接触分离段T3SO，使用液体喷淋气液接触方式或人字挡板气液接触方式或填料气液接触方式。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，液体UTS1-L3P的重量流量液体UTS1-L3P-W与洗涤段UTS1的重量流量UTS1-W的比值为K700，K700可以为0.0005至0.05。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，可以设置闪蒸罐USD、精馏塔UT33；

在闪蒸罐USD中，U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

在气相USV的回收过程，使用精馏塔UT33，精馏塔UT33分离出1个或2个或多个馏分油。

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。

本发明所述的组分浓度，未特别指明时，均为重量浓度即质量浓度。

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。

为了说明问题，本发明将常规的中低温煤焦油重油或渣油或煤沥青(比如常规沸点高于500℃的煤焦油馏分)分为轻质渣油组分和重质渣油组分看待，比如将常规沸点为500～540℃的煤焦油组分称为煤焦油轻质渣油组分、将常规沸点高于540℃的煤焦油组分称为煤焦油重质渣油组分。本发明所述的轻质渣油组分和重质渣油组分，是一种相对比较的概念。

本发明所述煤基油，指的是煤干馏或煤焦化或煤造气或煤直接液化等煤热加工过程产生的来自煤料的烃油，包括低温焦油、中温焦油、高温焦油、煤液化油及其混合油。

本发明所述煤基重油，指的是主要由常规沸点高于500℃的煤基油组分组成的馏分比如通常所述来自煤焦油的煤沥青，通常含有大量大分子物质如多环芳烃、胶质、沥青质等，其氢含量较低、灰分含量较高。

本发明所述煤基重油组分，指的是煤基油中常规沸点高于500℃的烃油组分，通常含有大量大分子物质如多环芳烃、胶质、沥青质等，其氢含量较低。

本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤焦化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，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。本发明所述煤焦油，包括低温焦油、中温焦油、高温焦油、不同煤焦油的混合油、煤焦油的馏分油。

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％。

通常煤焦油轻馏分的烯烃含量高、酚含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，本发明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、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。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，本发明所述的煤焦油重馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、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。

以下描述供氢烃。

本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液化反应过程AR中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃，是煤加氢直接液化过程AR使用的供氢溶剂油的理想组分。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：

以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。

本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：

①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(SCE)抽提率不太高；

②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法l和II(SRC-1和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；

③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；

④煤和渣油联合加工法(C0·processing)：油煤共炼，指的是同时对煤和非煤衍生油进行共加工，通常以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；

⑤地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工；

⑥干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；。

以下描述煤加氢直接液化过程AR。

本发明所述煤加氢直接液化过程AR，指的是在溶剂油存在条件下煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：

①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法I和II(SRC-I和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；

②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；

③煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油；美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；

④中国神华集团煤直接液化方法；

⑤专利CN1 00547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。

煤加氢直接液化过程AR中，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～530℃、多数为200～450℃、最佳者为265～430℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进入高芳烃加氢热裂化反应过程BR进行加工。

本发明所述煤加氢直接液化过程AR，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。

在煤加氢直接液化反应过程AR运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程AR用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。

本发明所述重油或渣油加氢热裂化反应，指的是在氢气存在和加压条件下重油或渣油发生的加氢热裂化反应，该加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量的产物，该过程包括原料大分子烃组分裂化产生小分子量自由基的热裂化反应、中间产物二次热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，同时在活性氢供应不及时的空间位置会发生自由基缩合为更大分子量组分的热缩合反应，通常该过程同时发生至少一部分烯烃、芳烃的加氢饱和反应和或至少一部分杂原子(硫、氮、氧)和有机金属的加氢氢解反应，总体结果是生成至少一部分常规沸点低于530℃的烃产物，通常包括常规气体烃、常规液体烃(石脑油、柴油、蜡油)。

本发明所述“渣油悬浮床加氢热裂化反应过程”这一概念，典型例子是石油基渣油的悬浮床加氢热裂化反应过程，同时包括“石油基渣油的悬浮床加氢热裂化反应产物未转化渣油”的悬浮床加氢热裂化反应过程。

本发明所述渣油悬浮床加氢热裂化反应，其反应产物，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物用于排出反应器中的加氢反应产物，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。

现有的重油或渣油的悬浮床加氢热裂化反应分离方法有多种，多数属于一个反应分离节流程，其中有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法有加拿大CANMET渣油悬浮床加氢热裂化工艺(后来被整合为美国UOP公司的Uniflex技术、使用高分散度铁基催化剂)、意大利埃尼公司的EST渣油悬浮床加氢热裂化工艺(使用高分散度钼基催化剂)。其它渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法，有英国石油公司的BPVCC技术、委内瑞拉国家石油公司(PDVSA)的HDHPLUS技术、美国Chevron的VRSH技术等等。

本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

本发明所述上流式膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。

本发明所述返混流膨胀床反应器，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回流程点K的上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。

本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。

本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是H-OIL工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、HTI煤加氢直接液化反应器。

本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。

无论是渣油的沸腾床加氢裂化反应产物的渣油组分、还是渣油的悬浮床加氢热裂化反应产物的渣油组分、还是煤加氢直接液化的悬浮床加氢反应产物的渣油组分，由于反应过程存在大量热裂化反应，它们的加氢反应产物的渣油组分中均含有高温易热缩合的烯烃大分子芳烃组分、胶质组分、沥青质组分、固体组分，因此，反应生成油的渣油组分的分馏过程，均存在本发明所述的需要提高轻质渣油组分蒸馏油收率的问题。

本发明所述自含渣油组分ZYC的烃料U1F1中制取轻质油的过程，是一个广义的概念，至少包含烃料U1F1的加热蒸发分离过程，通常包含烃料U1F1的蒸馏分离过程，还可以包含来自烃料U1F1的轻质馏分的加氢精制过程HT，也可以包含加氢精制过程HT加氢生成油HTY的常规沸点高于350℃组分的加氢裂化过程。

本发明所述温度为T1的烃料U1F1，其温度T1指的是进入加热炉UF入口时的操作温度为T1，它通常是工艺流程的自然结果，比如是上游常压分馏塔的塔底温度或略低的温度。

本发明所述加热炉UF，用于向温度为T1的烃料U1F1输入热能，以提高其焓值，温度为T1的烃料U1F1经加热炉UF吸热至温度T4成为高焓烃料U1F4；所述高焓烃料U1F4指的是其焓值比度为T1的烃料U1F1的焓值高，但是，温度T4不一定高于温度为T1；根据具体操作条件，温度T4可以高于温度T1，温度T4可以等于温度T1，温度T4可以低于温度T1。

本发明所述降压闪蒸过程US，其操作目的是对U1F4进行降压闪蒸，因为液相组分大量汽化为汽相而吸收显热，导致物料(汽相、液相及固体)大幅度降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；根据需要，可以使用气提气如气提水蒸汽降低油气分压，以增加高沸点液相组分的汽化率。

本发明的特征是，为了提高轻质渣油组分收率、提高残渣软化点，设置了快速循环加热系统，其方法是：部分基于液相USL的难汽化烃料UK返回UF炉管内的中间位置，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合快速预热至温度高于T5为T3的混合料U1F3并完成UF后续吸热过程升温至T4、UK在US中充当液体热载体放热等循环步骤，可显著降低T4数值、UK在炉管内高温加热时间、热敏反应量、降低残渣收率。

可以将部分烃料U1F1作为稀释剂与循环残夜UK混合形成低粘度、易分散液体，然后注入加热炉UF炉管的中间位置。

UK与加热炉UF炉管内的中间预热料U1F2的混合方式，通常是将中间预热料U1F2用管道引出加热炉，在炉体外完成UK与加热炉UF炉管内的中间预热料U1F2的混合形成混合料U1F3，然后混合料U1F3再返回加热炉UF内。

UK与加热炉UF炉管内的中间预热料U1F2的混合方式，也可以是将加热炉UF拆分为2台串联操作的加热炉UF1、UF2。加热炉UF1的排出料作为中间预热料U1F2，在加热炉之间的输送管道上完成UK中间预热料U1F2的混合形成混合料U1F3，然后混合料U1F3通过加热炉UF2内的加热炉炉管吸热。

本发明的方法，同样适用于渣油悬浮床加氢反应生成油、渣油沸腾床加氢反应生成油的减压分馏过程U1。

本发明所述加热炉UF，炉管外部为加热炉的辐射室或对流室，加热炉通常使用燃料气或燃料油。

按照本发明，在加热部分UF，为了抑制热敏反应，可以控制加热炉UF排料温度T4低于热敏反应温度T100一定安全距离，比如15～20℃，以避免生产波动高温操作带来的潜在结焦风险，这也是本发明的一个技术优势。

按照本发明，UK与加热炉UF炉管内的中间预热料U1F2存在混合过程，该混合过程，可以是1次或2次分批或多次分批混合，通常是1次接触混合，可以使用强制混合元件强化混合效果。

按照本发明，气相USV的冷凝分离步骤，可以在专用的冷凝过程完成，也可以在包含闪蒸段的分馏塔的位于闪蒸段以上的塔段或系统完成，也可以在包含闪蒸段、洗涤段的分馏塔的位于闪蒸段、洗涤段以上的塔段或系统完成。

本发明所述分馏高焓烃料U1F4的减压分馏系统，至少包含一个分馏塔U1VT，分馏塔U1VT至少包含一个精馏段，根据需要，高焓烃料U1F4的减压分馏系统可以包含2个或多个分馏塔U1VT，同时可以包含多个加热步骤、冷却步骤、闪蒸步骤等，可以使用加热器、冷却器、闪蒸罐、分馏塔。

本发明所述部分基于液相USL的难汽化烃料UK作为外排残渣使用，根据其组成和性质，可以进入下述的过程进行进一步加工：

①经过沥青成型过程后，制得的成型沥青堆放、销售；沥青成型过程，通常是在成型槽内用链条带动形成中，用水和风进行冷却；

②经过沥青焦化过程，包括间歇焦化过程或连续焦化过程或灵活焦化过程，产品焦化油可以作为加氢料使用，产品焦碳可以堆放、销售；

③在液体燃料油罐内储存后外售；

④与其它燃料油调和后在液体燃料油罐内储存后外售；

⑤经过深度减粘过程生产减粘重油，产品焦化油可以作为加氢料使用；

⑥经过沥青成型过程后，制得的成型块状沥青，与炼焦煤混装在高温炼焦的焦炉内焦化，以期生成焦炭、焦油和气体堆放、销售；

⑦作为高软化点煤沥青使用；

⑧用作制取针状焦或沥青碳纤维的原材料；

⑨用作制取碳素材料的粘结剂和电极焦的原材料；

⑩当外排残渣作为富含碳氢质的芳碳度高的物质时，其焦化时焦炭收率约80％、裂解气体约20、油品收率低至近乎为零，已经与低挥发份煤炭性质接近，在就近无合适的液态物料用途时，也可以作为固体煤炭燃料的掺合料使用，解决了其储存积累问题。

对于煤加氢直接液化装置的减压蒸馏系统，与现有的其它分离方法相比，本发明优点在于：

①残渣可以与有供氢烃的物料混合加热，可经济地有效抑制结焦；

②残渣循环加热过程的快速混合预热过程，与热稳定更好的液体热载体混合，残渣循环加热时间被显著缩短，可显著减少热敏反应产物量；

③残渣循环加热流过的炉管长度被显著缩短，可显著减少可能存在的结焦区管段长度；

④残渣可以与热稳定性好、低粘度、高导热系数、低沸点的大量液料混合稀释加热，降低粘度、提高高导热系数、提高混合强度，可强化传热效率、降低传热面积，提高热能的有效利用率；

⑤在不提高高焓烃料U1F4的操作温度T4的条件下，可以输送大量热能，从而保证了操作过程的长期运转，利于提高工艺的可靠性；

⑥实现了煤液化残渣的提纯，提高了其软化点，可提高10～20℃甚至更高，主要由高软化点渣油组分组成的残渣，是制取针状焦和沥青碳纤维的潜在材料，也是碳素材料的粘结剂和电极焦的潜在材料；换句话说，本发明同时提高了轻质渣油组分(常规沸点为530～570℃的烃组分)的价值(用作加氢原料、制取针状焦原料和沥青碳纤维原料)和常规沸点高于560℃的重质渣油组分的价值(生产高软化点沥青或者高软化点汽化制氢原料)；在一定意义上讲，本发明相当于把渣油组分分离成了液体和“固体”；

⑦本发明作为一种普遍方法，可以应用于页岩油的蒸馏、石油、煤焦油的蒸馏等过程，可以应用于渣油悬浮床加氢反应生成油、渣油沸腾床加氢反应生成油的减压分馏过程U1。

以下描述本发明的特征部分。

本发明自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在加热部分UF00，温度为T1的烃料U1F1经加热器UF吸热成为温度为T4的高焓烃料U1F4；

(2)在降压闪蒸降温过程US，高焓烃料U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

降压闪蒸降温过程US，可能使用气提气，与来自高焓烃料U1F4的液料接触；

液相USL，主要由常规沸点高于515℃的烃组分组成；

(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合成温度为T3的混合料U1F3，混合料U1F3中的来自烃料UK的组分随中间预热料U1F2完成中间预热料U1F2的后续吸热过程成为高焓烃料U1F4；

来自烃料UK的组分随高焓烃料U1F4进入降压闪蒸降温过程US，用作液体热载体，进行降温放热过程。

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00的加热器之前，可以将部分基于烃料U1F1的含烃液相物料作为稀释剂与烃料UK混合形成低粘度、易分散的含液体物料UK-MIX，然后物料UK-MIX与中间预热料U1F2混合成混合料U1F3。

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，可以将中间预热料U1F2用管道引出加热炉ONE1-F的上游加热炉炉管ONE1-F-1P，在加热炉ONE1-F炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3再返回加热炉ONE1-F炉体内的下游加热炉炉管ONE1-F-9P中吸热成为高焓烃料U1F4；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热室内；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内；

本发明，(3)在循环加热过程HTLOOP，可以将中间预热料U1F2用管道引出前置加热炉ONEA-F的加热炉炉管ONEA-F-P，在加热炉炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3进入后置加热炉ONE9-F炉体内的加热炉炉管ONE9-F-P中吸热成为高焓烃料U1F4；

前置加热炉ONEA-F、后置加热炉ONE9-F，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内。

本发明，通常，(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.05～0.95。

本发明，通常，在汽化烃回收步骤STEP4，冷凝来自降压闪蒸降温过程US的气相USV得到烃油HPF；

在加氢步骤STEP5，至少一部分烃油HPF可以经过加氢改质过程HP转化为加氢油品，所述加氢改质过程HP包含烃油HPF的加氢精制过程HT，还可以包含分离加氢精制过程HT的加氢生成油HTP得到的主要由常规沸点高于350℃烃组分组成的加氢精制蜡油HTVGO的加氢裂化过程HC。

本发明，烃料U1F1，可以选自下列物料中的一种或几种：

①胶状沥青状组分含量高的烃油；

②灰分含量高的烃油；

③易结焦组分含量高的烃油；

④高温易反应物含量高的烃油。

本发明，烃料U1F1，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萃取分离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萃取分离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萃取分离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萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑤页岩油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑥石油砂基重油或其馏分油或其萃取分离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或其萃取分离油；

⑨石油基重油热加工过程所得重油馏分产品或其萃取分离油；

⑩含渣油组分的烃料的悬浮床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

含渣油组分的烃料的沸腾床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

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％的烃油；

所述热加工过程包括焦化过程、催化裂化过程、催化裂解过程、减粘过程、热裂化过程。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于530℃组分的重量含量低于5％。

本发明，一般，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于545℃组分的重量含量低于5％。

本发明，较佳者，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于560℃组分的重量含量低于5％。

本发明，最佳者，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于575℃组分的重量含量低于5％。

本发明，各步骤主要操作条件通常为：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为390～430℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为330～390℃；

(3)在循环加热过程HTL00P，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

本发明，各步骤主要操作条件一般为：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为400～420℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为340～380℃；

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，操作压力绝对值：通常低于0.10MPaA、一般低于0.01MPaA、特别者低于0.001MPaA。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点：通常高于120℃、一般高于135℃、较佳者高于150℃、最好者高于180℃。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，可以进入洗涤分离段UTS1以上的塔段UTS2被冷凝得到冷凝油。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，可以进入洗涤分离段UTS1以上的精馏段分离出2个或多个馏分油。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的液相BASE-USL，可以进入洗涤分离段UTS1下部的水蒸气汽提段UTS3减压闪蒸脱出轻渣油组分，分馏塔UT塔底通入汽提蒸汽。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3，作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3S0与气相USV接触并完成气液分离。

本发明，一般，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与循环洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3分为两部分，第一部分循环进入洗涤段UTS1上部成为循环洗涤液体，第二部分作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3S0与气相USV接触并完成气液分离；

接触分离段T3S0，使用液体喷淋气液接触方式或人字挡板气液接触方式或填料气液接触方式。

本发明，通常，(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，液体UTS1-L3P的重量流量液体UTS1-L3P-W与洗涤段UTS1的重量流量UTS1-W的比值为K700，K700可以为0.0005至0.05。

本发明，(2)在降压闪蒸降温过程US，可以设置闪蒸罐USD、精馏塔UT33；

在闪蒸罐USD中，U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

在气相USV的回收过程，使用精馏塔UT33，精馏塔UT33分离出1个或2个或多个馏分油。

实施例一

实施例一

基于神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压蒸馏系统，基于文献A01、A02描述的操作工艺，为了提高轻质渣油组分收率约0.5％(基于原设计全装置蒸馏收率)，多产馏出油5400吨/年(增加价值2700万元/年)，提高残渣软化点，采用本发明设计改造方法，设置了循环残渣快速循环加热系统，其方法是：减压塔塔底残渣总重量流量的50％，作为循环残渣UK返回减压塔进料加热炉UF炉管内的中间位置，将温度为T2(405℃)的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合快速预热至温度高于T5(316.5℃、高于原设计温度5.6℃)为T3的混合料U1F3并完成UF后续吸热过程升温至T4(407℃)，UK在US中由407℃降温至316.5℃放热充当液体热载体。

实施例二

中低温煤焦油的减压蒸馏系统，采用本发明方法，可以提高常规沸点介于520～550℃的轻质渣油组分的收率1～4％(以无水中低温煤焦油原料为基准)。

实施例三

渣油悬浮床加氢反应生成油，采用本发明方法，可以提高常规沸点介于520～550℃的轻质渣油组分的收率1～2％(以悬浮床加氢反应新鲜渣油原料为基准)。

实施例四

渣油沸腾床加氢反应生成油，采用本发明方法，可以提高常规沸点介于520～550℃的轻质渣油组分的收率1～2％(以渣油沸腾床加氢反应新鲜渣油原料为基准)。

Claims (30)

1.自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在加热部分UF00，温度为T1的烃料U1F1经加热器UF吸热成为温度为T4的高焓烃料U1F4；

(2)在降压闪蒸降温过程US，高焓烃料U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

降压闪蒸降温过程US，可能使用气提气，与来自高焓烃料U1F4的液料接触；

液相USL，主要由常规沸点高于515℃的烃组分组成；

(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00，将温度为T2的U1F1中间预热料U1F2作为热载体，与UK混合成温度为T3的混合料U1F3，混合料U1F3中的来自烃料UK的组分随中间预热料U1F2完成中间预热料U1F2的后续吸热过程成为高焓烃料U1F4；

来自烃料UK的组分随高焓烃料U1F4进入降压闪蒸降温过程US，用作液体热载体，进行降温放热过程。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在循环加热过程HTLOOP，部分基于液相USL的烃料UK，进入加热部分UF00的加热器之前，将部分基于烃料U1F1的含烃液相物料作为稀释剂与烃料UK混合形成低粘度、易分散的含液体物料UK-MIX，然后物料UK-MIX与中间预热料U1F2混合成混合料U1F3。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在循环加热过程HTLOOP，将中间预热料U1F2用管道引出加热炉ONE1-F的上游加热炉炉管ONE1-F-1P，在加热炉ONE1-F炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3再返回加热炉ONE1-F炉体内的下游加热炉炉管ONE1-F-9P中吸热成为高焓烃料U1F4；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热室内；

上游加热炉炉管ONE1-F-1P、下游加热炉炉管ONE1-F-9P，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在循环加热过程HTLOOP，将中间预热料U1F2用管道引出前置加热炉ONEA-F的加热炉炉管ONEA-F-P，在加热炉炉体外完成烃料UK与中间预热料U1F2的混合过程形成混合料U1F3，然后混合料U1F3进入后置加热炉ONE9-F炉体内的加热炉炉管ONE9-F-P中吸热成为高焓烃料U1F4；

前置加热炉ONEA-F、后置加热炉ONE9-F，可能设置在一个加热炉炉体内部的两个独立加热室内。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.05～0.95。

6.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在汽化烃回收步骤STEP4，冷凝来自降压闪蒸降温过程US的气相USV得到烃油HPF。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

在加氢步骤STEP5，至少一部分烃油HPF经过加氢改质过程HP转化为加氢油品，所述加氢改质过程HP包含烃油HPF的加氢精制过程HT。

8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

在加氢步骤STEP5，至少一部分烃油HPF经过加氢改质过程HP转化为加氢油品，所述加氢改质过程HP包含烃油HPF的加氢精制过程HT，还包含分离加氢精制过程HT的加氢生成油HTP得到的主要由常规沸点高于350℃烃组分组成的加氢精制蜡油HTVGO的加氢裂化过程HC。

9.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

烃料U1F1，选自下列物料中的一种或几种：

①胶状沥青状组分含量高的烃油；

②灰分含量高的烃油；

③易结焦组分含量高的烃油；

④高温易反应物含量高的烃油。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

烃料U1F1，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萃取分离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萃取分离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萃取分离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萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑤页岩油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

⑥石油砂基重油或其馏分油或其萃取分离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或其萃取分离油；

⑨石油基重油热加工过程所得重油馏分产品或其萃取分离油；

⑩含渣油组分的烃料的悬浮床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

含渣油组分的烃料的沸腾床加氢反应生成油或其馏分油或其萃取分离油或其热加工过程所得油品；

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％的烃油；

所述热加工过程包括焦化过程、催化裂化过程、催化裂解过程、减粘过程、热裂化过程。

11.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于530℃组分的重量含量低于5％。

12.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于545℃组分的重量含量低于5％。

13.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于560℃组分的重量含量低于5％。

14.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL中常规沸点低于575℃组分的重量含量低于5％。

15.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为390～430℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为330～390℃；

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

16.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(1)在加热部分UF00，高焓烃料U1F4的温度T4为400～420℃；

(2)在降压闪蒸降温过程US，U1F4汽化降温T5为340～380℃；

(3)在循环加热过程HTLOOP，基于液相USL的烃料UK的重量流率是烃料UK的重量流率的0.45～0.80。

17.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，操作压力绝对值低于0.10MPaA。

18.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，操作压力绝对值低于0.01MPaA。

19.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，操作压力绝对值低于0.001MPaA。

20.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点高于120℃。

21.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点高于135℃。

22.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点高于150℃。

23.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，液相USL的软化点高于180℃。

24.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，进入洗涤分离段UTS1以上的塔段UTS2被冷凝得到冷凝油。

25.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的气相USV，进入洗涤分离段UTS1以上的精馏段分离出2个或多个馏分油。

26.根据权利要求24所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，使用分馏塔UT，分馏塔UT的降压闪蒸段分离出的液相BASE-USL，进入洗涤分离段UTS1下部的水蒸气汽提段UTS3减压闪蒸脱出轻渣油组分，分馏塔UT塔底通入汽提蒸汽。

27.根据权利要求24所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3，作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3S0与气相USV接触并完成气液分离。

28.根据权利要求24所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，至少一部分液相UTS1-L1和至少一部分高温气体UTS1-V1完成至少一次混合接触并分离为气相UTS1-V3；气相UTS1-V1通过洗涤段UTS1与循环洗涤液体UTS1-L1逆流接触；洗涤段UTS1下部流出的液体UTS1-L3分为两部分，第一部分循环进入洗涤段UTS1上部成为循环洗涤液体，第二部分作为液体UTS1-L3P进入接触分离段T3S0与气相USV接触并完成气液分离；

接触分离段T3S0，使用液体喷淋气液接触方式或人字挡板气液接触方式或填料气液接触方式。

29.根据权利要求27所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，设置洗涤分离段UTS1；

在洗涤分离段UTS1，液体UTS1-L3P的重量流量液体UTS1-L3P-W与洗涤段UTS1的重量流量UTS1-W的比值为K700，K700为0.0005至0.05。

30.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

(2)在降压闪蒸降温过程US，设置闪蒸罐USD；

在闪蒸罐USD中，U1F4汽化降温至T5，并分离为气相USV和液相USL；

在气相USV的回收过程，使用精馏塔UT33，精馏塔UT33分离出1个或2个或多个馏分油。