CN110229695A - 一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法 - Google Patents
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Abstract
一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，煤或和重油的膨胀床加氢产物在热高压分离过程分离出热高分气和热高分油；热高分油在热低压分离过程分离出热低分气和热低分油；热低分气经过冷凝或吸收冷凝过程进入冷低压分离过程分离出冷低分气LS30‑V和冷低分油；在气体脱油过程U700，常温富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3，富吸收油KF3进入热高分气的冷凝分离气的在线加氢过程R70进行加氢提质，R70的常温富柴油进料KF1串联兼做吸收油，同时将冷低分气LS30‑V中的烃类如柴油、石脑油、液化气带入在线加氢过程R70完成需要的加氢提质反应。
Description
技术领域
本发明涉及一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，煤或和重油的膨胀床加氢产物在热高压分离过程分离出热高分气和热高分油；热高分油在热低压分离过程分离出热低分气和热低分油；热低分气经过冷凝或吸收冷凝过程进入冷低压分离过程分离出冷低分气LS30-V和冷低分油；在气体脱油过程U700，常温富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3，富吸收油KF3进入热高分气的冷凝分离气的在线加氢过程R70进行加氢提质，R70的常温富柴油进料KF1串联兼做吸收油，同时将冷低分气LS30-V中的烃类如柴油、石脑油、液化气带入在线加氢过程R70完成需要的加氢提质反应。干气G80经过变压吸附提氢过程U8000得到的提浓氢气，可通过膨胀床加氢过程R10、在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
背景技术
本发明所述碳氢料，包括碳氢液料如重油或和碳氢粉料如粉煤。
本发明所述碳氢料加氢反应过程R10，通常使用上流式膨胀床加氢反应器，发生至少一部分碳氢料R10F的热裂化反应、自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物，可以是劣质重油加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程；碳氢料加氢热裂化反应过程R10，通常使用上流式膨胀床加氢热裂化反应器如悬浮床、沸腾床、悬浮床和沸腾床的组合床等。
碳氢料加氢热裂化反应过程R10的特点是产生大量常规气体烃和含杂质(硫或和氮)汽油组分SNAC、含杂质柴油组分。
本发明所述碳氢料膨胀床加氢热裂化生成油R10P，指的是碳氢料加氢热裂化反应过程R10的生成油，通常上流式膨胀床加氢热裂化反应产物R10P经过热高压分离过程TS10分离出热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；热高分油XS10-L降压后经过热低压分离过程LS10分离出热低分气LS10-V和热低分油LS10-L。
通常，热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，至少有以下几种工作方式：
①简单的冷却分离方式，热低分气LS10-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
②组合冷却方式一，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与碳氢料加氢反应产物R10P分离出的冷高分油的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
③组合冷却方式二，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，与冷高分油HS30-L的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
④组合冷却方式三，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L。
上述各种方法中，基于热低分气LS10-V得到的冷低分气LS30-V，在体积上主要由氢气、甲烷、乙烷组成，同时携带含有机杂质(硫、氮、氧等元素)的烃类SNAC(柴油组分、汽油组分、液化气组分)，这些烃类SNAC需要经过加氢改质反应过程才能成为净洁烃组分。
所述冷低分气LS30-V，含有直接燃烧造成环境污染的汽油馏分、柴油馏分烃类，且含至少一部分有机硫或和至少一部分有机氮或和至少一部分芳烃。
所述含有机杂质烃类SNAC的冷低分气LS30-V，同时氢气浓度也很高比如氢气体积浓度为60～85％体积，比如对于250吨/时的减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程R10的热高分气而言，其中的氢气量可达9000～10000Nm3/h，温高分油携带的氢气量可达450～600Nm3/h，这样冷低分气LS30-V中的氢气量约10000Nm3/h，需要回收再次利用。
如果这些冷低分气LS30-V去加热炉、火炬燃烧，则会因不完全燃烧导致黑烟气污染环境，如果用净洁油品吸收冷低分气LS30-V中低氢汽油组分SNAC则导致吸收油被污染难以直接再次利用，如果用其它劣质烃吸收冷低分气LS30-V中低氢汽油组分SNAC则无法保证气体的脱油效果，而事实上，冷低分气LS30-V中低氢汽油组分SNAC本身也需要经过加氢过程改质的。
目前，碳氢料加氢反应过程R10的反应生成油的分离过程产生的含常规气体烃和含低氢汽油组分SNAC(含硫、含氮、含芳烃)的气体LS30-V的吸收过程UAS的方法，或者是形成传统的吸收稳定系统的方法，即设置包含吸收塔、再吸收塔、解析塔、稳定塔的系统，或者是设置专用吸收塔、富吸收油借用其它物料的分馏系统进行分离的方法。
碳氢料加氢反应过程R10比如减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程R10，可以二次利用热高分气中的热氢气设置在线加氢反应过程R70，对悬浮床加氢柴油、外来柴油如直馏柴油、催化柴油、焦化柴油等进行在线加氢提质反应R70，以降低工程投资和能耗，此时，将在线加氢过程R70的常温富柴油进料KF1先作为吸收油通过油洗过程完成冷低分气LS30-V的脱油，然后将冷低分气LS30-V中的烃类如柴油、石脑油、液化气带入在线加氢过程R70一并完成需要的加氢提质反应(加氢脱杂质、加氢脱芳烃等加氢反应)，即构成了简单的高效加工方法，实际上，常温富柴油进料KF1就是冷低分气LS30-V的吸收过程的理想的免费吸收油，且不需要考虑吸收油的再生问题。
至此，提出了本发明的基本构想：一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，煤或和重油的膨胀床加氢产物在热高压分离过程分离出热高分气和热高分油；热高分油在热低压分离过程分离出热低分气和热低分油；热低分气经过冷凝或吸收冷凝过程进入冷低压分离过程分离出冷低分气LS30-V和冷低分油；在气体脱油过程U700，常温富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3，富吸收油KF3进入热高分气的冷凝分离气的在线加氢过程R70进行加氢提质，R70的常温富柴油进料KF1串联兼做吸收油，同时将冷低分气LS30-V中的烃类如柴油、石脑油、液化气带入在线加氢过程R70完成需要的加氢提质反应。干气G80经过变压吸附提氢过程U8000得到的提浓氢气，可通过膨胀床加氢过程R10、在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
本发明，常温富柴油物料KF1的最高沸点烃组分为柴油组分、在线加氢过程R70的反应产物R70P的最高沸点烃组分为柴油组分时，操作效果更佳。
本发明方法未见报道。
本发明的目的在于提出一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法。
发明内容
本发明一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，其特征在于：
(1)在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行膨胀床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；
第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
膨胀床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；
加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；
基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；
属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台膨胀床加氢反应器；
所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；
在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；
至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；
可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回膨胀床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；
至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；
对于膨胀床反应器排出气相产物的场合，所述膨胀床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；
(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；
至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；
可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；
至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；
(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；
在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；
在线加氢反应产物R70-P中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；
(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；
至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；
可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；
(5)在热低压分离过程LS10，净产物热高分油XS10-LP分离出热低分气LS10-V和热低分油LS10-L；
(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷低分气LS30-V中含有至少一部分汽油组分SNAC；
所述汽油组分SNAC，指的是直接燃烧造成环境污染的汽油馏分烃类，含至少一部分有机硫或和至少一部分有机氮或和至少一部分芳烃；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
至少一部分基于富吸收油KF3的物料KF4，进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质反应；
富柴油物料KF1，不是基于碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物R10P的物料，也不是基于在线加氢反应产物R70-P的物料；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成。
本发明，通常，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3。
本发明，通常，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100选自下列中的一种：
选择1，0.05～2.0；
选择2，2.0～6.0；
选择3，6.0～12.0；
选择4，12.0～20.0。
本发明，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的重量脱除率，可以选自下列中的一种：
选择1，至少70％重量；
选择2，至少85％重量；
选择3，至少95％重量。
本发明，(8)至少一部分基于干气G80的物料G80K，可以经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
本发明，(8)至少一部分基于干气G80的脱除硫化氢的物料G80K，可以经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
本发明，碳氢料R10F，可以选自下列物料中的一种或几种：
选择1，煤；
选择2，塑料；
选择3，重油；
选择4，低氢含量烃油。
本发明，(1)碳氢料R10F，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项8，乙烯裂解焦油；
选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油；
选择10，其它多环芳烃浓度高于10％、芳烃总含量高于40％的烃油。
本发明，(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE可以选自下列中的一种：
选择1，沸腾床反应器；
选择2，悬浮床反应器；
选择3，悬浮床、沸腾床的组合式反应器；
选择4，微膨胀床。
本发明，通常，(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE可以选自下列中的一种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；
选项17，气液逆流反应器；
选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。
本发明，(1)碳氢料R10F的上流式膨胀床加氢反应过程R10，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，煤加氢直接液化反应过程；
选择2，煤和重油的油煤共炼加氢反应过程；
选择3，重油加氢轻质化反应过程；
选择4，低氢含量烃油加氢轻质化反应过程。
本发明，(1)碳氢料R10F在上流式膨胀床加氢反应过程R10，发生加氢反应R10R，加氢反应R10R可以选自下列中的1种或几种：
选项1，有机硫的加氢脱硫反应；
选项2，有机氮的加氢脱氮反应；
选项3，有机氧的加氢脱氧反应；
选项4，有机金属的加氢脱金属反应；
选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；
选项6，产生热裂化自由基的烃类热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应；
选项7，烃类的加氢裂化反应；
选项8，固体碳氢料的热溶解反应。
本发明，各步骤操作条件通常为：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为4.0～35.0MPa、氢气/原料油体积比为50～3000；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为170～460℃、压力为4.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为50～5000；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2～20次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa。
本发明，各步骤操作条件一般为：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为380～450℃、压力为8.0～25.0MPa、氢气/原料油体积比为50～1200；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为230～430℃、压力为8.0～18.0MPa、氢气/原料油体积比为500～2500；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行4～10次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa；
在气体脱油过程U700使用吸收塔，塔顶压力为1.5～5.0MPa、塔操作温度为15～50℃，塔底温度为45～65℃；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100＝6.0～20.0。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物热高分油XS10-LP的分馏部分FRAC得到的柴油馏分，不经冷却步骤加压后进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质，实现物料的热联合。
本发明，通常，(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷凝分离过程U500，可以选自下列中的1种或几种：
①简单的冷却分离方式，热低分气LS10-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
②组合冷却方式一，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与碳氢料加氢反应产物R10P分离出的冷高分油的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
③组合冷却方式二，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，与冷高分油HS30-L的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
④组合冷却方式三，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L。
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组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。
本发明所述的柴油组分，其所含烃类的常规沸点通常为155～375℃、一般为200～350℃。
本发明所述的蜡油组分，其所含烃类的常规沸点通常为330～575℃、一般为350～530℃。
本发明所述的重油组分，其所含烃类的常规沸点通常大于350℃、一般大于450℃、特别地大于530℃、更特别地大于575℃。
本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。
本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的工艺流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
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。
本发明上流式膨胀床加氢反应器，工作方式可以选自：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③悬浮床和沸腾床的组合式加氢反应器
④微膨胀床。
以下描述本发明的特征部分。
本发明一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，其特征在于：
(1)在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行膨胀床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；
第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
膨胀床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；
加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；
基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；
属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台膨胀床加氢反应器；
所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；
在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；
至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；
可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回膨胀床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；
至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；
对于膨胀床反应器排出气相产物的场合，所述膨胀床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；
(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；
至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；
可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；
至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；
(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；
在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；
在线加氢反应产物R70-P中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；
(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；
至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；
可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；
(5)在热低压分离过程LS10，净产物热高分油XS10-LP分离出热低分气LS10-V和热低分油LS10-L；
(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷低分气LS30-V中含有至少一部分汽油组分SNAC；
所述汽油组分SNAC，指的是直接燃烧造成环境污染的汽油馏分烃类，含至少一部分有机硫或和至少一部分有机氮或和至少一部分芳烃；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
至少一部分基于富吸收油KF3的物料KF4，进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质反应；
富柴油物料KF1，不是基于碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物R10P的物料，也不是基于在线加氢反应产物R70-P的物料；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成。
本发明，通常，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3。
本发明，通常，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100选自下列中的一种：
选择1，0.05～2.0；
选择2，2.0～6.0；
选择3，6.0～12.0；
选择4，12.0～20.0。
本发明，(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的重量脱除率，可以选自下列中的一种：
选择1，至少70％重量；
选择2，至少85％重量；
选择3，至少95％重量。
本发明，(8)至少一部分基于干气G80的物料G80K，可以经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
本发明，(8)至少一部分基于干气G80的脱除硫化氢的物料G80K，可以经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
本发明，碳氢料R10F，可以选自下列物料中的一种或几种：
选择1，煤；
选择2，塑料；
选择3，重油；
选择4，低氢含量烃油。
本发明，(1)碳氢料R10F，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项8，乙烯裂解焦油；
选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油；
选择10，其它多环芳烃浓度高于10％、芳烃总含量高于40％的烃油。
本发明，(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE可以选自下列中的一种：
选择1，沸腾床反应器；
选择2，悬浮床反应器；
选择3，悬浮床、沸腾床的组合式反应器；
选择4，微膨胀床。
本发明，通常，(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE可以选自下列中的一种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；
选项17，气液逆流反应器；
选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。
本发明，(1)碳氢料R10F的上流式膨胀床加氢反应过程R10，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，煤加氢直接液化反应过程；
选择2，煤和重油的油煤共炼加氢反应过程；
选择3，重油加氢轻质化反应过程；
选择4，低氢含量烃油加氢轻质化反应过程。
本发明，(1)碳氢料R10F在上流式膨胀床加氢反应过程R10，发生加氢反应R10R，加氢反应R10R可以选自下列中的1种或几种：
选项1，有机硫的加氢脱硫反应；
选项2，有机氮的加氢脱氮反应；
选项3，有机氧的加氢脱氧反应；
选项4，有机金属的加氢脱金属反应；
选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；
选项6，产生热裂化自由基的烃类热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应；
选项7，烃类的加氢裂化反应；
选项8，固体碳氢料的热溶解反应。
本发明，各步骤操作条件通常为：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为4.0～35.0MPa、氢气/原料油体积比为50～3000；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为170～460℃、压力为4.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为50～5000；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2～20次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa。
本发明，各步骤操作条件一般为：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为380～450℃、压力为8.0～25.0MPa、氢气/原料油体积比为50～1200；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为230～430℃、压力为8.0～18.0MPa、氢气/原料油体积比为500～2500；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行4～10次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa；
在气体脱油过程U700使用吸收塔，塔顶压力为1.5～5.0MPa、塔操作温度为15～50℃，塔底温度为45～65℃；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100＝6.0～20.0。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物热高分油XS10-LP的分馏部分FRAC得到的柴油馏分，不经冷却步骤加压后进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质，实现物料的热联合。
本发明，通常，(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷凝分离过程U500，可以选自下列中的1种或几种：
①简单的冷却分离方式，热低分气LS10-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
②组合冷却方式一，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与碳氢料加氢反应产物R10P分离出的冷高分油的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
③组合冷却方式二，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，与冷高分油HS30-L的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
④组合冷却方式三，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L。
实施例
实施例一
石油基减压渣油悬浮床加氢热裂化过程R10，减压渣油加工量250吨/时，使用减压催化柴油42吨/时，循环反应悬浮床加氢产物蜡油(常规沸点425～510℃馏分)81.220吨/时，循环反应悬浮床加氢产物减压渣油(常规沸点大于510℃组分)171.325吨/时，使用钼基悬浮床加氢催化剂得到碳氢料加氢反应产物R10P。
碳氢料加氢反应产物R10P的分离步骤如下：
①高压分离步骤
碳氢料加氢反应产物R10P，在热高压分离器HS10E分离出热高分气HS10-V、热高分油HS10-L，热高压分离器操作温度为390℃、操作压力为16.2MPa。
热高分气HS10-V在温高压分离器HS20E分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L，温高压分离器操作温度为280℃、操作压力为16.1MPa。
温高分气HS20-V、富吸收油KF2、悬浮床加氢柴油，经过在线固定床加氢精制过程，完成液化气、常规液态烃组分的深度加氢精制得到反应产物R70P，反应产物R70P的全部烃类的有机硫含量低于1PPmm、全部烃类的有机硫含量低于1PPmm，反应产物R70P的最高沸点烃组分为柴油组分。
②低压分离步骤
在热低压分离器LS10E，热高分油HS10-L降压后分离出热低分气LS10-V、热低分油LS10-L，热低压分离器LS10E操作温度为398℃、操作压力为4.0MPa。
在温低压分离过程LS20，温高分油HS20-L降压后与热低分气LS10-V混合为混合物LS20-F，混合物LS20-F进入温低压分离器LS20E分离出温低分气LS20-V、温低分油LS20-L，温低压分离器LS20E操作温度为322℃、操作压力为3.95MPa；
在冷低压分离过程LS30，温低分气LS20-V降温至48℃后成为气液物料LS30-V3，进入冷低压分离器LS30E，分离出冷低分气LS30-V、冷低分油LS30-L，冷低压分离器LS30E操作温度为48℃、操作压力为3.90MPa。
③冷低分气LS30-V的脱油步骤
按照本发明，在气体脱油过程U700的吸收塔U700-T1中，常温富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V逆流多次接触，吸收塔U700-T1的理论塔板数为10块，脱油气(吸收塔顶气)自顶部排出收塔U700-T1，富吸收油KF3自底部排出收塔U700-T。
吸收油与冷中分气丙烷及其以上组分的分子比高达12.82，远远超出常规的4～6，这样可以简化吸收塔流程，不必设置吸收油中间冷却器，这是常规吸收稳定系统无法实现的。
表1是高压分离过程的主要操作条件表。
表2是低压分离过程的主要操作条件表。
表3是气体脱油过程U700的吸收油性质表。
表4是气体脱油过程U700的主要操作条件表。
表5是冷中分气和脱油气(吸收塔顶气)的组分组成表。
从表5可以看出，冷中分气中的丙烷及其以上组分体积浓度为3.98％、重量为1311kg/h，吸收塔顶气中的丙烷及其以上组分体积浓度降低至为0.10％、重量为31kg/h。
本实施例中冷中分气中的丙烷及其以上组分的重量脱出率为97.6％重量。
表1高压分离过程的主要操作条件表
| 物流名称 | 热高分气 | 热高分油 | 温高分气 | 温高分油 |
| 组分流率 | kmol/h | kmol/h | kmol/h | kmol/h |
| H<sub>2</sub>O | 9.15 | 0.79 | 8.99 | 0.16 |
| H<sub>2</sub>S | 264.29 | 4.25 | 261.76 | 2.53 |
| NH<sub>3</sub> | 25.61 | 0.05 | 25.52 | 0.10 |
| H<sub>2</sub> | 13455.63 | 487.90 | 13401.86 | 53.76 |
| C<sub>1</sub> | 2408.01 | 113.54 | 2395.16 | 12.88 |
| C<sub>2</sub> | 491.11 | 39.53 | 485.89 | 5.22 |
| C<sub>2</sub><sup>＝</sup> | 8.08 | 0.70 | 8.00 | 0.09 |
| C<sub>3</sub> | 211.47 | 15.78 | 208.57 | 2.89 |
| C<sub>3</sub><sup>＝</sup> | 26.82 | 1.79 | 26.47 | 0.35 |
| iC<sub>4</sub> | 88.17 | 6.80 | 86.57 | 1.59 |
| nC<sub>4</sub> | 300.57 | 20.78 | 294.82 | 5.74 |
| C<sub>4</sub><sup>＝</sup> | 47.03 | 3.36 | 46.03 | 1.00 |
| C<sub>5</sub><sup>+</sup> | 930.29 | 1274.65 | 748.98 | 181.31 |
| 合计 | 18266.24 | 1969.93 | 17998.62 | 267.61 |
| 操作条件 | ||||
| 温度，℃ | 390 | 392 | 280 | 392 |
| 压力，MPaG | 16.2 | 16.2 | 16.1 | 16.1 |
注：C5 +表示戊烷以及更多碳数的烃组分的总和。
表2低压分离过程的主要操作条件表
| 物流名称 | 热中分气 | 热中分油 | 温中分气 | 温中分油 | 冷中分气 | 冷中分油 |
| 组分流率 | kmol/h | kmol/h | kmol/h | kmol/h | kmol/h | kmol/h |
| H<sub>2</sub>O | 0.61 | 0.18 | 0.72 | 0.05 | 0.55 | 0.17 |
| H<sub>2</sub>S | 3.12 | 1.13 | 5.41 | 0.24 | 4.30 | 1.11 |
| NH<sub>3</sub> | 0.04 | 0.01 | 0.14 | 0.00 | 0.13 | 0.01 |
| H<sub>2</sub> | 408.32 | 79.58 | 452.99 | 9.09 | 450.30 | 2.69 |
| C<sub>1</sub> | 92.81 | 20.73 | 103.11 | 2.58 | 99.32 | 3.79 |
| C<sub>2</sub> | 26.36 | 13.17 | 29.88 | 1.71 | 26.22 | 3.65 |
| C<sub>2</sub><sup>＝</sup> | 0.45 | 0.24 | 0.51 | 0.03 | 0.46 | 0.05 |
| C<sub>3</sub> | 10.17 | 5.62 | 12.17 | 0.89 | 8.76 | 3.40 |
| C<sub>3</sub><sup>＝</sup> | 1.18 | 0.61 | 1.43 | 0.10 | 1.06 | 0.37 |
| iC<sub>4</sub> | 4.10 | 2.70 | 5.21 | 0.49 | 2.58 | 2.63 |
| nC<sub>4</sub> | 12.25 | 8.53 | 16.34 | 1.65 | 7.49 | 8.85 |
| C<sub>4</sub><sup>＝</sup> | 1.93 | 1.43 | 2.64 | 0.29 | 1.02 | 1.63 |
| C<sub>5</sub><sup>+</sup> | 72.31 | 1202.33 | 98.90 | 154.73 | 3.16 | 95.74 |
| 合计 | 633.67 | 1336.26 | 729.44 | 171.84 | 605.35 | 124.09 |
| 操作条件 | ||||||
| 温度，℃ | 398 | 398 | 322 | 322 | 48 | 48 |
| 压力，MPaG | 4.0 | 4.0 | 3.95 | 3.95 | 3.9 | 3.9 |
表3气体脱油过程U700的吸收油性质表
| 密度SPGR | 0.8849 |
| 馏程D86，℃ | |
| IBP | 188.808 |
| 5％ | 208.654 |
| 10％ | 222.422 |
| 30％ | 254.844 |
| 50％ | 282.155 |
| 70％ | 313.084 |
| 90％ | 364.242 |
| 95％ | 376.064 |
| EBP | 392.189 |
| 流量kmol/h | 308.522 |
| 流量kg/h | 66338 |
表4气体脱油过程U700的主要操作条件表
表5冷中分气和脱油气(吸收塔顶气)的组分组成表
注：C3 +表示丙烷以及更多碳数的烃组分的总和。
实施例二
基于实施例一，脱油气(吸收塔顶气)经过胺液脱硫化氢处理后得到的脱硫化氢干气，经过变压吸附氢气提纯过程U8000，分离为纯度大于99.5％体积的提纯氢气U8000-H2和解析气，氢气回收率约85％，提纯氢气U8000-H2的体积量约9432Nm3/h。
提纯氢气U8000-H2通过减压渣油悬浮床加氢热裂化过程R10、在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后，进入加氢过程使用。
实施例三
基于实施例二，在线加氢过程R70的反应产物R70P换热降温后，与洗涤水混合，然后经过空气冷却器降温至48℃进入冷高压分离器HS60E，分离出冷高分水HS60-W、冷高分气HS60-V和冷高分油HS60-L，冷高压分离器HS60E的操作温度为48℃、操作压力为15.3MPa。
冷高分油HS60-L，在冷低压分离过程LS60，分离出冷低分水LS60-W、冷低分气LS60-V、冷低分油LS60-L，冷低压分离器LS60E操作温度为49℃、操作压力为3.80MPa。
冷低分气LS60-V或其脱油气(脱出液化气和常规液体烃组分)，进入变压吸附氢气提纯过程U8000联合处理，分离为纯度大于99.5％体积的提纯氢气U8000-H2和解析气。
实施例四
基于实施例三，冷低分气LS60-V或其脱油气(脱出液化气和常规液体烃组分)，经过胺液脱硫化氢处理后脱硫化氢干气，进入变压吸附氢气提纯过程U8000联合处理，分离为纯度大于99.5％体积的提纯氢气U8000-H2和解析气。
实施例五
基于实施例一，悬浮床加氢产物的分馏部分得到的柴油馏分，不经冷却步骤加压后进入在线加氢过程R70进行加氢提质，实现物料的热联合。
Claims (16)
1.一种碳氢料膨胀床加氢产物热低分气的冷凝气的脱油方法，其特征在于：
(1)在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行膨胀床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；
第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
膨胀床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；
加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；
基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；
属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台膨胀床加氢反应器；
所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；
在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；
至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；
可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回膨胀床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；
至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；
对于膨胀床反应器排出气相产物的场合，所述膨胀床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；
(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；
至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；
可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；
至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；
(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；
在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；
在线加氢反应产物R70-P中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；
(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；
至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；
可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；
(5)在热低压分离过程LS10，净产物热高分油XS10-LP分离出热低分气LS10-V和热低分油LS10-L；
(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷低分气LS30-V中含有至少一部分汽油组分SNAC；
所述汽油组分SNAC，指的是直接燃烧造成环境污染的汽油馏分烃类，含至少一部分有机硫或和至少一部分有机氮或和至少一部分芳烃；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V混合接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
至少一部分基于富吸收油KF3的物料KF4，进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质反应；
富柴油物料KF1，不是基于碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物R10P的物料，也不是基于在线加氢反应产物R70-P的物料；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，可能是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100选自下列中的一种：
选择1，0.05～2.0；
选择2，2.0～6.0；
选择3，6.0～12.0；
选择4，12.0～20.0。
4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2次或多次逆流接触并分离出干气G80和富吸收油KF3；
冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的重量脱除率，选自下列中的一种：
选择1，至少70％重量；
选择2，至少85％重量；
选择3，至少95％重量。
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(8)至少一部分基于干气G80的物料G80K，经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(8)至少一部分基于干气G80的脱除硫化氢的物料G80K，经过变压吸附提氢过程U8000得到提纯氢气U8000-H2和解析气；
可能有至少一部分提纯氢气U8000-H2，通过膨胀床加氢过程R10或和在线加氢过程R70的新氢压缩机增压后循环使用。
7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料R10F，选自下列物料中的一种或几种：
选择1，煤；
选择2，塑料；
选择3，重油；
选择4，低氢含量烃油。
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)碳氢料R10F，选自下列物料中的一种或几种：
选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项8，乙烯裂解焦油；
选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油；
选择10，其它多环芳烃浓度高于10％、芳烃总含量高于40％的烃油。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE选自下列中的一种：
选择1，沸腾床反应器；
选择2，悬浮床反应器；
选择3，悬浮床、沸腾床的组合式反应器；
选择4，微膨胀床。
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10，至少使用1台上流式膨胀床加氢反应器R10XE，反应器R10XE选自下列中的一种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；
选项17，气液逆流反应器；
选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。
11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)碳氢料R10F的上流式膨胀床加氢反应过程R10，选自下列中的一种或几种：
选择1，煤加氢直接液化反应过程；
选择2，煤和重油的油煤共炼加氢反应过程；
选择3，重油加氢轻质化反应过程；
选择4，低氢含量烃油加氢轻质化反应过程。
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)碳氢料R10F在上流式膨胀床加氢反应过程R10，发生加氢反应R10R，加氢反应R10R选自下列中的1种或几种：
选项1，有机硫的加氢脱硫反应；
选项2，有机氮的加氢脱氮反应；
选项3，有机氧的加氢脱氧反应；
选项4，有机金属的加氢脱金属反应；
选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；
选项6，产生热裂化自由基的烃类热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应；
选项7，烃类的加氢裂化反应；
选项8，固体碳氢料的热溶解反应。
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为4.0～35.0MPa、氢气/原料油体积比为50～3000；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为170～460℃、压力为4.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为50～5000；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行2～20次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa。
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)上流式膨胀床加氢反应过程R10的操作条件为：温度为380～450℃、压力为8.0～25.0MPa、氢气/原料油体积比为50～1200；
(3)在线固定床加氢反应过程R700的操作条件为：温度为230～430℃、压力为8.0～18.0MPa、氢气/原料油体积比为500～2500；
(7)在气体脱油过程U700，富柴油物料KF1作为吸收油与冷低分气LS30-V进行4～10次接触分离；
富柴油物料KF1中的最高沸点的烃组分，是柴油组分；
所述富柴油物料KF1，主要由常规沸点介于180～350℃的烃组分组成；
气体脱油过程U700的操作条件为：温度为15～60℃、压力为1.5～6.0MPa；
在气体脱油过程U700使用吸收塔，塔顶压力为1.5～5.0MPa、塔操作温度为15～50℃，塔底温度为45～65℃；
富柴油物料KF1中烃组分的分子数KF1-MN与冷低分气LS30-V中的丙烷及其更多碳数烃组分的分子数LS30-V-C3+MN之比为K100，K100＝(KF1-MN)/(LS30-V-C3+MN)，K100＝6.0～20.0。
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在碳氢料膨胀床加氢反应过程R10的净产物热高分油XS10-LP的分馏部分FRAC得到的柴油馏分，不经冷却步骤加压后进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢提质，实现物料的热联合。
16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(6)在热低分气LS10-V的冷凝分离过程U500，设置冷低压分离过程LS30；
在冷低压分离过程LS30，基于热低分气LS10-V的物料LS30-F分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
冷凝分离过程U500，选自下列中的1种或几种：
①简单的冷却分离方式，热低分气LS10-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
②组合冷却方式一，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与碳氢料加氢反应产物R10P分离出的冷高分油的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
③组合冷却方式二，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；基于温低分气HS20-V的物料，在冷高压分离过程HS30分离出冷高分气HS30-V和冷高分油HS30-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，与冷高分油HS30-L的降压后的物料混合后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L；
④组合冷却方式三，基于碳氢料加氢反应产物R10P的热高分气，在温高压分离过程HS20分离出温高分气HS20-V和温高分油HS20-L；
热低分气LS10-V或经过降温冷凝后的热低分气LS10-V，与基于温高分油HS20-L的降压物料混合后分离出温低分气LS20-V和温低分油LS20-L；温低分气LS20-V经过降温冷凝后，在冷低压分离过程LS30分离出冷低分气LS30-V和冷低分油LS30-L。
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|---|---|---|---|---|
| CN112899015A (zh) * | 2021-01-29 | 2021-06-04 | 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 | 膨胀床加氢反应产物热高分液间接加热碳氢反应料的方法 |
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| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
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| CN106167718A (zh) * | 2016-07-08 | 2016-11-30 | 何巨堂 | 一种含常规气体烃和劣质常规液体烃的气体的脱油方法 |
| CN107892945A (zh) * | 2016-10-01 | 2018-04-10 | 何巨堂 | 用气提氢气和液体收集杯的碳氢料膨胀床加氢反应器系统 |
| CN109022014A (zh) * | 2017-06-08 | 2018-12-18 | 何巨堂 | 一种悬浮床加氢热裂化反应过程的降温急冷油循环方法 |
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2019
- 2019-05-10 CN CN201910405458.8A patent/CN110229695A/zh not_active Withdrawn
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