CN116333781A - 一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺 - Google Patents

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Abstract

一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，含高氮劣质蜡油的烃原料F10如渣油浆态床加氢裂化产物蜡油在第一加氢反应过程R10完成部分加氢脱氮反应和部分芳烃加氢饱和反应转化为第一加氢反应流出物R10P，R10P在第一热高压分离过程S1分离为第一气体S1V和第一液体S1L，S1L进入第二加氢反应过程R20先后通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P，通常R22之后串联进行后加氢精制反应过程R23，同时包含下述特征的至少一种：F10分路进入R10的串联操作的不同加氢催化剂床层，S1V经过降温冷凝注水脱氨气后得到的低氨气富氢气气体进入R20等。

Description

一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺
技术领域
本发明涉及一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，含高氮劣质蜡油的烃原料F10如渣油浆态床加氢裂化产物蜡油在第一加氢反应过程R10完成部分加氢脱氮反应和部分芳烃加氢饱和反应转化为第一加氢反应流出物R10P，R10P在第一热高压分离过程S1分离为第一气体S1V和第一液体S1L，S1L进入第二加氢反应过程R20先后通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P，通常R22之后串联进行后加氢精制反应过程R23，同时包含下述特征的至少一种：F10分路进入R10的串联操作的不同加氢催化剂床层，S1V经过降温冷凝注水脱氨气后得到的低氨气富氢气气体进入R20等。
背景技术
本发明，所述含高氮劣质蜡油的烃原料F10，其有机氮含量：通常大于2700ppm重量、一般大于3500ppm重量、特别地大于5000ppm重量。
本发明，所述含高氮劣质蜡油的烃原料F10，主要有常规沸点介于350～575℃的烃类组成，可以含有常规沸点低于350℃的烃类和/或常规沸点高于575℃的烃类。
本发明，所述含高氮劣质蜡油的烃原料F10加氢裂化方法采用两段法加氢精制-加氢裂化工艺，第一段加氢反应过程为适度加氢脱氮反应过程，第二段加氢反应过程包含前置深度加氢脱氮反应过程、加氢裂化反应过程。
本发明，所述一个反应段，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程，本发明第一段加氢反应产物的分离过程属于以脱除氮气为主要目的的高压分离过程，第一段加氢反应产物的高压分离过程所得液体在不经过泵升压过程的条件下进入第二段加氢反应过程，以节省功耗、避免溶解氢气的损失。
由于高氮蜡油的加氢精制反应过程的适宜反应压力略高于高氮蜡油的加氢裂化反应过程的的适宜反应压力，因此两段法加氢精制-加氢裂化工艺，两段加氢反应过程的操作压力的匹配也是自然合理的。
典型的渣油浆态床加氢裂化产物蜡油性质见表1，可见其密度高、有机氮含量高(同时碱性有机氮含量高)、胶质含量高，说明渣油浆态床加氢裂化蜡油是一种有机氮含量、芳香度均很高很高的蜡油，其加氢裂化过程通常选择两段法。
本发明所述含高氮劣质蜡油的烃原料F10，可以是单一的渣油浆态床加氢裂化产物蜡油，也可以是几路性质不同的高氮劣质蜡油如渣油浆态床加氢裂化产物蜡油、渣油延迟焦化产物蜡油、溶剂脱沥青油的联合加工如几路油混合为混合油加工或几路油分别进入本发明的第一加氢反应过程。
关于两段法蜡油加氢裂化工艺，文献A01：①出版物名称：《加氢裂化工艺与工程》，132页至308页、459页至492页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-064-0；③主编：韩崇仁；④出版社：中国石化出版社；⑤出版日期2001年7月第1版，记载了蜡油加氢裂化催化剂信息和蜡油加氢裂化流程结构信息，其中416页至423页详细记载了两段法蜡油加氢裂化流程。
关于两段法蜡油加氢裂化工艺，文献A02：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》，25页至39页、370页至389页、1092页至1132页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-665-7；③主编：李大东；④出版社：中国石化出版社；⑤出版日期2004年12月第1版，记载了蜡油加氢裂化催化剂信息和蜡油加氢裂化流程结构信息。
文献A03：①出版物名称：《渣油加工工艺》，245页至246页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-168-X；③主编：李春年；④出版社：中国石化出版社；⑤出版日期2002年4月第1版，记载了脱沥青油与其它蜡油的混合油的加氢裂化工艺的信息。
本发明涉及含高氮劣质蜡油的烃原料F10特别是渣油浆态床加氢裂化蜡油的两段法加氢裂化过程，关注的主要问题是：如何简化流程结构、延长催化剂运转周期、提高催化剂效率、优化加工总流程等。
表1典型蜡油主要性质
Figure BDA0004207249360000021
本发明的构想是：一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，含高氮劣质蜡油的烃原料F10如渣油浆态床加氢裂化产物蜡油在第一加氢反应过程R10完成部分加氢脱氮反应和部分芳烃加氢饱和反应转化为第一加氢反应流出物R10P，R10P在第一热高压分离过程S1分离为第一气体S1V和第一液体S1L，S1L进入第二加氢反应过程R20先后通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P，通常R22之后串联进行后加氢精制反应过程R23，同时包含下述特征的至少一种：F10分路进入R10的串联操作的不同加氢催化剂床层，S1V经过降温冷凝注水脱氨气后得到的低氨气富氢气气体进入R20等。
本发明，可在组合设备中完成第一热高压分离过程S1和第一气体S1V的加氢处理反应过程R90；加氢裂化反应过程R22可以2种或多种性质不同的加氢裂化催化剂；混炼的低氮蜡油如直馏蜡油，可以进入第一加氢反应过程R10、补充加氢精制反应过程R21、第一热高压分离过程S1(如用作S1进料的冷却降温油)；分离第二加氢反应流出物R20P得到的主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢裂化蜡油2VGO，可部分或全部地返回第一加氢反应过程R10、第一热高压分离过程S1、补充加氢精制反应过程R21、加氢裂化反应过程R22；分离第二加氢反应流出物R20P得到的主要由200～350℃烃组成的窄馏分油，可部分或全部地返回第一加氢反应过程R10、第一热高压分离过程S1、补充加氢精制反应过程R21、加氢裂化反应过程R22以生产沸点更低的烃类；本发明，可以将部分第一液体S1L返回上游的第一加氢反应过程R10循环加氢，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质；本发明可实现简化流程结构、延长运转周期、提高催化剂效率的目标。
申请日为2021年09月10日、中国专利申请号为202111059067.9的一种蜡油加氢方法及装置，公开了一种蜡油加氢方法及装置。该方法包括：蜡油原料先经过加氢处理分离为气体及液体，液体进入加氢裂化反应器，经过液体分布组件后分为较轻的部分和较重的部分。其中较轻的部分不经加氢裂化，较重的部分经加氢裂化反应后，所得产物经分离得到石脑油馏分及柴油馏分。本发明方法以更加均衡的方式控制反应深度，最终达到提高目的产品产率的目的，特别是提高石脑油选择性和收率，同时可消除床层“飞温”或液泛的风险。中国专利申请号202111059067.9一种蜡油加氢方法，是一种两段法加氢处理工艺，其第一加氢段为加氢处理反应过程，至少完成了深度加氢脱氮、甚至完成了一定程度的加氢裂化；其第二加氢段为加氢裂化反应过程，第二加氢段不设置加氢精制反应段。
申请日为2018年10月29日，申请号为201811264086.3的一种分段进料的蜡油加氢处理方法，公开一种分段进料的蜡油加氢处理方法，包括如下步骤：(1)在加氢精制工艺条件下，减压蜡油与氢气混合进入第一加氢反应区，第一加氢反应区内装填加氢精制催化剂A；(2)步骤(1)得到的加氢反应流出物与二次加工蜡油混合进入第二加氢精制反应区，第二加氢精制反应区沿物流方向依次装填加氢保护剂、加氢脱金属催化剂和加氢精制催化剂B；(3)步骤(2)得到的加氢反应流出物进入分离系统，经分离得到气体、石脑油、柴油和尾油，尾油作为催化裂化装置进料。该方法通过分段处理不同的劣质原料，有效降低装置能耗，同时延长装置的运行周期。中国专利申请号201811264086.3一种分段进料的蜡油加氢处理方法，减压蜡油经过第一加氢反应区发生加氢精制反应所得反应产物与二次加工蜡油混合进入第二加氢精制反应区，改善第二加氢精制反应区的进料性质(降低有机氮含量、降低芳烃浓度)，对于二次加工蜡油加氢精制过程的前部催化剂床层利于减缓催化剂结焦、延长操作周期，并可直接利用第一加氢反应区的反应热来加热二次加工蜡油，从而降低二次加工蜡油的预热温度，利于降低二次加工蜡油进入第二加氢精制反应区之前的预热过程的换热器和/或加热炉的热负荷，但是第一加氢反应区减压蜡油的加氢效率较低。
申请日为2017年11月14日、申请号201711118836.1、授权公告号为CN109777504B的炼厂气体加氢组合方法，包括如下内容：(a)蜡油原料油与循环油在溶氢设备中与氢气混合，然后进入蜡油加氢反应器内的加氢催化剂床层在液相加氢操作条件下进行反应；(b)步骤(a)得到的反应物流在溶气设备中与炼厂气和氢气混合后进入补充加氢反应器内的加氢催化剂床层在液相加氢操作条件下进行反应；(c)步骤(b)加氢反应流出物分离为气相和液相，分离得到的气相脱除硫化氢后继续分离得到氢气、加氢处理后的炼厂气，分离得到的液相分馏得到石脑油、柴油和加氢蜡油产品，部分步骤(a)得到的加氢反应流出物和/或部分步骤(b)得到的加氢反应物流和/或部分高压分离器分离得到的液相作为循环油返回溶氢设备中。该方法能够同时加氢处理炼厂气和生产加氢蜡油。中国专利申请号201711118836.1一种炼厂气加氢组合方法，其蜡油加氢反应器均采用液相加氢方式，不适合有机氮含量高、氢气消耗高的浆态床加氢裂化产物蜡油的加氢精制过程。
申请日为2011年11月25日、申请号：2011103802354的一种富含芳烃蜡油加氢处理方法，富含芳烃蜡油原料油与第二热高压分离器出来气相物料混合后进入第一反应器，第一反应器反应产物进入第一热高压分离器，第一热高压分离器的液相物料与循环氢气混合后进入第二反应器，气相物料经冷却后进入冷高压分离器，冷高压分离器气相物料经脱硫化氢塔脱硫后的气体经压缩机升压后与循环氢气混合，第二反应器反应产物进入第二热高压分离器，第二热高压分离器液相物料与冷高压分离器的液相产物混合减压后进入热低压分离器，分离出热低压分离器气相物料和热低压分离器液相物料分别进行加工成各类产品；本工艺反应结果表明芳烃饱和率有明显提高，可以较大幅度改善富含芳烃蜡油的裂解性能。中国专利申请号201110380235.4一种富含芳烃蜡油加氢处理方法，属于两段法加氢处理工艺，其缺点是存在2个循环氢气系统，流程复杂、投资高、能耗大。
申请日为2011年07月28日、申请号：201110213336.2、授权公告号CN102899081B的一种蜡油加氢处理方法，原料油与氢气的混合物在加氢反应条件下，依次进入三个加氢反应区进行反应，第一加氢反应区装填加氢保护剂，脱除原料油中的金属、胶质和沥青质；第二加氢反应区装填加氢精制催化剂I，主要进行加氢脱氮、多环芳烃部分饱和反应，所述加氢精制催化剂I的活性金属为镍-钨、镍-钼或者镍-钼-钨；第三加氢反应区装填加氢精制催化剂II，主要进行加氢脱硫反应，所述加氢精制催化剂I的活性金属为钴-钼。采用本发明提供的方法，不仅提高了精制蜡油的脱硫率，还改善了蜡油原料的裂化性能，提高了催化裂化装置的转化率和轻质油收率。中国专利申请号201110213336.2一种蜡油加氢处理方法，其催化剂及操作条件具有一定借鉴作用。
申请日为2010年12月03日、申请号为201010578980.5、授权公告号为CN102485844B的一种劣质蜡油加氢处理的方法，催化剂的级配装填按照由上至下依次为保护剂、脱金属剂、脱硫剂和脱氮剂，按体积比为(0.1～5)∶(0.5～10)∶(0.5～10)∶(5～50)；催化剂按粒度级配和活性级配；将镁铝尖晶石-氧化铝载体经过有机硅表面改性，负载Mo和Ni得到保护剂；将镁铝尖晶石-氧化铝载体经有机硅和乙醇、丙醇、丁醇中的一种或多种进行预处理，负载Mo和Ni得到脱金属剂，负载Co-Mo-Ni得到脱硫剂；负载W-Mo-Ni得到脱氮剂；该方法改善了金属活性组分的分散状态及其与载体的相互作用，提高活性组分的利用效率从而提高催化剂的活性，原料经过加氢处理可直接作为FCC原料或加氢裂化原料。其实施例中表2所示含蜡油原料的比重0.9257g/cm3，有机氮含量6170.5ppm(重量)，有机硫含量12329.3ppm(重量)，残炭1.2％(重量)，在8.0MPA反应压力下，加氢精制生成油有机氮1249.9ppm(重量)、有机硫含量1120.2ppm(重量)，残炭0.10％(重量)。中国专利申请号201010578980.5一种劣质蜡油加氢处理的方法，其催化剂及操作条件具有一定借鉴作用。
申请日为2009年10月22日、申请号：200910236167.7、授权公告号为CN102041042B的一种劣质蜡油加氢处理的方法，在反应温度360℃～380℃、压力8MPa～10.0MPa、氢油体积比1000～1500∶1、液时空速0.5h-1～1.0h-1条件下加氢处理减压瓦斯油、劣质焦化蜡油和脱沥青油的混合物原料；催化剂是由采用有机复合改性剂对大孔氧化铝载体预处理，采用一次饱和喷渍的方法负载活性金属制备的保护剂、脱金属剂、脱硫剂和脱氮剂，按由上至下依次为保护剂、脱金属剂、脱硫剂和脱氮剂的顺序级配装填；该催化剂具有反应温度低，反应压力低，活性高的优点，提高了催化剂的脱硫率、脱氮率、脱残碳率、脱金属率，原料经过加氢处理后可直接作为FCC原料或加氢裂化原料。其实施例中表2所示原料蜡油的比重0.9251g/cm3，有机氮含量5591.3ppm(重量)，有机硫含量11639.5ppm(重量)，残炭0.6％(重量)，在8.0MPA反应压力下，加氢精制生成油有机氮1382.9ppm(重量)、有机硫含量922.1ppm(重量)，残炭0.09％(重量)。中国专利申请号200910236167.7一种劣质蜡油加氢处理的方法，其催化剂及操作条件具有一定借鉴作用。
本发明方法未见报道。
发明的目的在于提出一种高氮劣质蜡油加氢裂化方法。
发明内容
本发明一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，其特征在于包含以下步骤：
所述一个反应段，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10，经过两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00完成高氮蜡油组分的两段加氢脱氮反应过程和一段加氢裂化反应过程；
①在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢精制催化剂存在条件下，烃原料F10完成包含第一加氢脱氮反应过程的第一加氢精制反应过程，生成一个由氢气、氨气、常规气体烃、含有机氮的常规液体烃组成的第一加氢反应流出物R10P；
②在第一热高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为第一液体S1L和一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V；
在第一热高压分离过程S1，物流R1PX分离出的液体与或不与贫氨气的富氢气气体接触进行气提脱氨气的操作；
③至少一部分所述第一气体S1V被回收；
④在第二加氢反应过程R20，基于第一液体S1L的含有蜡油组分的物料S1LX至少通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P；
第二加氢反应过程R20，在加氢裂化反应过程R22之后使用或不使用串联操作的后加氢精制反应过程R23；
使用串联操作的后加氢精制反应过程R23时，基于加氢裂化反应过程R22的反应产物R22P的物流，在氢气和后加氢精制催化剂存在条件下，完成后加氢精制反应过程，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的第二加氢反应流出物R20P；
⑤在第二高压分离过程，分离第二加氢反应流出物R20P得到第二加氢反应生成油和第二富氢气体；
在第二高压分离过程，向分离第二加氢反应流出物R20P得到的富氨气、富氢气气体的物流注水后得到的物料，在第二冷高压分离过程S23分离为第二冷高分气S23V、第二冷高分油S23L、第二冷高分水S23W；
⑥在第二加氢反应生成油分馏部分，分离第二加氢反应生成油得到主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢裂化蜡油2VGO、主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油；
⑦基于第一气体S1V和/或第二冷高分气S23V得到的富氢气气体，返回上游加氢反应过程循环使用；
两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①烃原料F10分为2路或多路支路原料烃，每个支路原料烃分别进入第一加氢反应过程R10包含的串联操作的不同加氢精制催化剂床层；
②第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分基于第一冷高分气S13V的富氢气气体，不经过压缩升压过程进入第二加氢反应过程R20串联使用；
第一冷高分气S13V，与或不与基于第一气体S1V的物流换热升温；
③在加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃、含氢气物流至少发生加氢精制反应脱除至少一部分杂质组分和/或完成至少一部分芳烃组分的加氢饱和反应，生成加氢处理反应产物R90P；
回收加氢处理反应产物R90P得到加氢处理反应生成油和富氢气气体H90；
④加氢裂化反应过程R22，串联使用至少2种性质不同的加氢裂化催化剂；
⑤焦化蜡油进入第一加氢反应过程R10；
⑥溶剂脱沥青油进入第一加氢反应过程R10；
⑦直馏蜡油，与烃原料F10混合后进入第一加氢反应过程R10；
⑧直馏蜡油，与基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX混合后所得混合物流S1F进入第一热高压分离过程S1；
混合物流S1F的操作温度低于物流R1PX的操作温度，直馏蜡油用作物流R1PX的降温冷却油；
⑨直馏蜡油，进入第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21。
本发明，第一加氢反应过程R10的含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮脱除率：通常为30～51％、一般大于51％。
本发明，通常，含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量大于2700ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量。
本发明，至少一部分加氢裂化蜡油2VGO，可以返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
本发明，至少一部分主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油，可以返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
本发明，含高氮劣质蜡油的烃原料F10，可以全部由渣油浆态床加氢裂化产物蜡油组成。
本发明，通常，第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分第一冷高分气S13V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，至少一部分第二冷高分气S23V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
本发明，各步骤操作条件通常为：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa。
本发明，各步骤操作条件一般为：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～3000；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢处理催化剂体积空速为0.20～6.0hr-1；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、补充加氢精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.2～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、后精制加氢催化剂体积空速为5～30hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000。
本发明，基于第一气体S1V的含烃物流，可以通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
加氢处理反应过程R90，可以与第一热高压分离过程S1在一台组合设备S1-R90-E内完成；
在组合设备S1-R90-E内的下部，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V和第一液体S1L；
在组合设备S1-R90-E内的上部，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台分离罐或一台设置氢气气提的分离罐或一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX，在气提塔S1T的进料闪蒸段分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的闪蒸气体S1V0和闪蒸液体S1L0；
在气提塔S1T的进料闪蒸段的下部，设置气液接触理论板为2～15块的气液逆流气提段，上行流动的气提氢气HB与下行流动的闪蒸液体S1L0经过气液逆流接触段的传质元件逆流接触脱除闪蒸液体S1L0中的氨组分，得到气提段分离气和气提段分离液；
气提段分离气与闪蒸气体S1V0混合为第一气体S1V；
气提段分离液作为第一液体S1L。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，同时，可以在气提塔S1T的进料闪蒸段的上部设置加氢处理反应过程R90的加氢处理催化剂床层，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层；
在加氢处理反应过程R90，第一气体S1V中的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
本发明，在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，可以按照反应温度由低到高先后串联布置不同种类的加氢裂化催化剂。
本发明，在第一加氢反应过程R10，可以串联使用性质不同的加氢精制催化剂床层时，按照加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂和加氢脱氮剂的先后顺序串联布置不同功能的加氢精制催化剂。
本发明，通常，第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；第一冷高压分离过程S13的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃；
第二冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃。
本发明，通常，在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率为40～85％重量；
在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率指的是常规沸点不低于350℃的烃组分转化为常规沸点低于350℃的烃组分的重量比率。
本发明，可以设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
分离加氢处理反应产物R90P得到富氢气气体V77和加氢处理反应生成油；
至少一部分基于富氢气气体V77得到的富氢气气体，去加氢反应过程使用；
至少一部分加氢处理反应生成油，在第二加氢反应生成油分馏部分完成分离和回收。
本发明，可以设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；同时，主要由常规沸点低于350℃组成的油品通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
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非氢、非碳、非金属元素如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质加氢产物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。
本发明所述加氢反应过程的氢气/原料油体积比，指的是标准状态下的原料氢气体积流率与标准状态下的原料油品体积流率之比。
本发明，适合于加工含高氮劣质蜡油的烃原料F10，也可联合加工其它低氮蜡油以及柴油、石脑油。
本发明，所述含高氮劣质蜡油的烃原料F10加氢裂化方法采用两段法加氢精制-加氢裂化工艺，第一段加氢反应过程为适度加氢脱氮反应过程，第二段加氢反应过程包含前置深度加氢脱氮反应过程、加氢裂化反应过程。
本发明，由于含高氮劣质蜡油的烃原料F10在第一加氢反应过程R10完成部分加氢脱氮反应后已经产生大量氨气，因此，在不排除氨气的条件下，后续的加氢脱氮反应过程中的加氢精制催化剂吸附大量氨气遮蔽大量加氢精制催化剂活性中心，会导致其加氢精制反应速度低下、加氢脱氮蜡油的极限脱氮率降低，使得加氢脱氮蜡油的极限有机氮含量提高，故为了提高补充加氢精制反应过程R21(也是后续深度加氢脱氮反应过程)的加氢催化剂反应速度和脱氮率，采用两段法加氢脱氮反应过程。
本发明，采用两段法加氢精制-加氢裂化工艺，第一段加氢反应过程为适度加氢脱氮反应过程并在高压调价下脱除加氢脱氮反应过程的中间液体产物中的氨气，使得脱除氨气的中间液体产物进入第二段加氢反应过程，自然地降低了加氢裂化反应过程R22进料中的氨气量，利于提高加氢裂化反应过程R22的加氢裂化催化剂的反应速度。
本发明一种高氮劣质蜡油加氢裂化方法，采用两段法加氢精制-加氢裂化工艺，含高氮劣质蜡油的烃原料F10如渣油浆态床加氢裂化蜡油在第一加氢反应过程R10完成部分加氢脱氮反应和部分芳烃加氢饱和反应转化为第一加氢反应流出物R10P，R10P在第一热高压分离过程S1分离为第一气体S1V和第一液体S1L，第一液体S1L进入第二加氢反应过程R20串联完成补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22生成，通常加氢裂化反应过程R22之后串联进行后加氢精制反应过程R23；这种经过第一热高压分离过程S1脱除氨气的方式一级第一液体S1L进入第二加氢反应过程R20串联反应的方式，流程简单、第一液体S1L中的压力条件、温度条件、溶解氢气均得到最佳利用。
本发明，第一气体S1V经过降温冷凝注水脱氨气后得到的低氨气富氢气气体可以进入第二加氢反应段R20串联使用，从而降低循环氢气总量，简化循环氢压缩机系统。
本发明，第二加氢反应过程R20串联完成补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22生成，通常加氢裂化反应过程R22之后串联进行后加氢精制反应过程R23。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用的氢气物流最好包含部分或全部新氢物流。
本发明，在第一加氢反应过程R10，可以在串联操作的前置第一加氢反应过程R11、后置第一加氢反应过程R12之间设置第一加氢反应过程R10中间产物的升温加热炉，目的是在前置第一加氢反应过程R11进行反应温度较低的胶质类物质的加氢饱和反应。
本发明，可以将低氮蜡油作为急冷油注入到第一加氢反应流出物R10P中，控制第一热高压分离过程S1的操作温度，回收反应热。
本发明，可以将柴油组分和/或石脑油组分引入加氢处理反应过程R90中入到第一气体S1V中，直接回收第一气体S1V的显热控制加氢处理反应过程R90的起始温度，实现联合加工。
本发明，可以将劣质重柴油(芳烃浓度高)引入补充加氢精制反应过程R21中联合加工。
本发明，第一热高压分离过程S1可以在一台分离罐或一台设置氢气气提的分离罐或一台设置氢气气提的分离塔内进行，可以与第一气体S1V的加氢处理反应过程R90在一台组合设备中进行即第一气体S1V通常上流经过催化剂床层完成加氢处理反应过程R90。
本发明，加氢裂化反应过程R22可以使用抗氮能力强的无定型硅铝加氢裂化催化剂床层R22C1和/或分子筛型加氢裂化催化剂，加氢裂化反应过程R22串联使用无定型硅铝加氢裂化催化剂床层R22C1和/或分子筛型加氢裂化催化剂时最好按照适宜的反应温度由低到高先后串联分布。
本发明，混炼的低氮蜡油如直馏蜡油，可以进入第一加氢反应过程R10和/或第一热高压分离过程S1(直冷降温油)和/或补充加氢精制反应过程R21之中。
本发明，分离第二加氢反应流出物R20P得到的主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢裂化蜡油2VGO，可部分或全部地返回前置第一加氢反应过程R11、后置第一加氢反应过程R12、第一热高压分离过程S1、补充加氢精制反应过程R21、加氢裂化反应过程R22，实现不同的循环加工路径，循环的加氢裂化蜡油2VGO可能与含高氮劣质蜡油的烃原料F10混合后一起经过高压泵升压。
本发明，分离第二加氢反应流出物R20P得到的主要由200～350℃烃组成的窄馏分油，可部分或全部地返回前置第一加氢反应过程R11、后置第一加氢反应过程R12、第一热高压分离过程S1、补充加氢精制反应过程R21、加氢裂化反应过程R22以生产沸点更低的烃类，从而提高某中窄馏分烃类的收率。，循环的窄馏分油可能与含高氮劣质蜡油的烃原料F10混合后一起经过高压泵升压。
可以混炼焦化蜡油、溶剂脱沥青油，它们可以进入第一加氢反应过程R10、补充加氢精制反应过程R21、第一热高压分离过程S1(直冷降温油)，通常进入第一加氢反应过程R10。
本发明，可以将部分第一液体S1L返回上游的第一加氢反应过程R10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
本发明的主要优点在于：可实现简化流程结构、延长运转周期、提高催化剂效率的工艺目标。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，其特征在于包含以下步骤：
所述一个反应段，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10，经过两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00完成高氮蜡油组分的两段加氢脱氮反应过程和一段加氢裂化反应过程；
①在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢精制催化剂存在条件下，烃原料F10完成包含第一加氢脱氮反应过程的第一加氢精制反应过程，生成一个由氢气、氨气、常规气体烃、含有机氮的常规液体烃组成的第一加氢反应流出物R10P；
②在第一热高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为第一液体S1L和一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V；
在第一热高压分离过程S1，物流R1PX分离出的液体与或不与贫氨气的富氢气气体接触进行气提脱氨气的操作；
③至少一部分所述第一气体S1V被回收；
④在第二加氢反应过程R20，基于第一液体S1L的含有蜡油组分的物料S1LX至少通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P；
第二加氢反应过程R20，在加氢裂化反应过程R22之后使用或不使用串联操作的后加氢精制反应过程R23；
使用串联操作的后加氢精制反应过程R23时，基于加氢裂化反应过程R22的反应产物R22P的物流，在氢气和后加氢精制催化剂存在条件下，完成后加氢精制反应过程，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的第二加氢反应流出物R20P；
⑤在第二高压分离过程，分离第二加氢反应流出物R20P得到第二加氢反应生成油和第二富氢气体；
在第二高压分离过程，向分离第二加氢反应流出物R20P得到的富氨气、富氢气气体的物流注水后得到的物料，在第二冷高压分离过程S23分离为第二冷高分气S23V、第二冷高分油S23L、第二冷高分水S23W；
⑥在第二加氢反应生成油分馏部分，分离第二加氢反应生成油得到主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢裂化蜡油2VGO、主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油；
⑦基于第一气体S1V和/或第二冷高分气S23V得到的富氢气气体，返回上游加氢反应过程循环使用；
两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①烃原料F10分为2路或多路支路原料烃，每个支路原料烃分别进入第一加氢反应过程R10包含的串联操作的不同加氢精制催化剂床层；
②第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分基于第一冷高分气S13V的富氢气气体，不经过压缩升压过程进入第二加氢反应过程R20串联使用；
第一冷高分气S13V，与或不与基于第一气体S1V的物流换热升温；
③在加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃、含氢气物流至少发生加氢精制反应脱除至少一部分杂质组分和/或完成至少一部分芳烃组分的加氢饱和反应，生成加氢处理反应产物R90P；
回收加氢处理反应产物R90P得到加氢处理反应生成油和富氢气气体H90；
④加氢裂化反应过程R22，串联使用至少2种性质不同的加氢裂化催化剂；
⑤焦化蜡油进入第一加氢反应过程R10；
⑥溶剂脱沥青油进入第一加氢反应过程R10；
⑦直馏蜡油，与烃原料F10混合后进入第一加氢反应过程R10；
⑧直馏蜡油，与基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX混合后所得混合物流S1F进入第一热高压分离过程S1；
混合物流S1F的操作温度低于物流R1PX的操作温度，直馏蜡油用作物流R1PX的降温冷却油；
⑨直馏蜡油，进入第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21。
本发明，第一加氢反应过程R10的含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮脱除率：通常为30～51％、一般大于51％。
本发明，通常，含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量大于2700ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量。
本发明，至少一部分加氢裂化蜡油2VGO，可以返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
本发明，至少一部分主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油，可以返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
本发明，含高氮劣质蜡油的烃原料F10，可以全部由渣油浆态床加氢裂化产物蜡油组成。
本发明，通常，第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分第一冷高分气S13V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，至少一部分第二冷高分气S23V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
本发明，各步骤操作条件通常为：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa。
本发明，各步骤操作条件一般为：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～3000；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢处理催化剂体积空速为0.20～6.0hr-1；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、补充加氢精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.2～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、后精制加氢催化剂体积空速为5～30hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000。
本发明，基于第一气体S1V的含烃物流，可以通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
加氢处理反应过程R90，可以与第一热高压分离过程S1在一台组合设备S1-R90-E内完成；
在组合设备S1-R90-E内的下部，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V和第一液体S1L；
在组合设备S1-R90-E内的上部，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台分离罐或一台设置氢气气提的分离罐或一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX，在气提塔S1T的进料闪蒸段分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的闪蒸气体S1V0和闪蒸液体S1L0；
在气提塔S1T的进料闪蒸段的下部，设置气液接触理论板为2～15块的气液逆流气提段，上行流动的气提氢气HB与下行流动的闪蒸液体S1L0经过气液逆流接触段的传质元件逆流接触脱除闪蒸液体S1L0中的氨组分，得到气提段分离气和气提段分离液；
气提段分离气与闪蒸气体S1V0混合为第一气体S1V；
气提段分离液作为第一液体S1L。
本发明，第一热高压分离过程S1，可以在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，同时，可以在气提塔S1T的进料闪蒸段的上部设置加氢处理反应过程R90的加氢处理催化剂床层，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层；
在加氢处理反应过程R90，第一气体S1V中的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
本发明，在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，可以按照反应温度由低到高先后串联布置不同种类的加氢裂化催化剂。
本发明，在第一加氢反应过程R10，可以串联使用性质不同的加氢精制催化剂床层时，按照加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂和加氢脱氮剂的先后顺序串联布置不同功能的加氢精制催化剂。
本发明，通常，第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；第一冷高压分离过程S13的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃；
第二冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃。
本发明，通常，在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率为40～85％重量；
在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率指的是常规沸点不低于350℃的烃组分转化为常规沸点低于350℃的烃组分的重量比率。
本发明，可以设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
分离加氢处理反应产物R90P得到富氢气气体V77和加氢处理反应生成油；
至少一部分基于富氢气气体V77得到的富氢气气体，去加氢反应过程使用；
至少一部分加氢处理反应生成油，在第二加氢反应生成油分馏部分完成分离和回收。
本发明，可以设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；同时，主要由常规沸点低于350℃组成的油品通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
本发明，各加氢反应过程可以采用任意一种合适形式的加氢反应器。
本发明，各加氢反应过程通常采用下流式固定床加氢反应器。
根据需要，可以将任一种补充硫加入到任意加氢反应过程中，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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或硫磺等。
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，热高分气经过处理后进入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过程之前，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。在冷高压分离过程，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，冷高压分离过程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，并将回收的高浓度氢气循环使用。
当加氢装置加工高硫原料油时，为了降低进入加氢反应过程的冷高分气富氢气气体中的硫化氢浓度，可以对冷高分气富氢气气体进行脱硫化氢处理，通常使用含有机胺的水溶液作为脱硫化氢溶剂。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应过程，通常是串联操作的加氢反应过程的最上游的加氢反应过程。

Claims (21)

1.一种高氮劣质蜡油两段法加氢裂化工艺，其特征在于包含以下步骤：
所述一个反应段，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10，经过两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00完成高氮蜡油组分的两段加氢脱氮反应过程和一段加氢裂化反应过程；
①在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢精制催化剂存在条件下，烃原料F10完成包含第一加氢脱氮反应过程的第一加氢精制反应过程，生成一个由氢气、氨气、常规气体烃、含有机氮的常规液体烃组成的第一加氢反应流出物R10P；
②在第一热高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为第一液体S1L和一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V；
在第一热高压分离过程S1，物流R1PX分离出的液体与或不与贫氨气的富氢气气体接触进行气提脱氨气的操作；
③至少一部分所述第一气体S1V被回收；
④在第二加氢反应过程R20，基于第一液体S1L的含有蜡油组分的物料S1LX至少通过串联操作的补充加氢精制反应过程R21和加氢裂化反应过程R22最终生成第二加氢反应流出物R20P；
第二加氢反应过程R20，在加氢裂化反应过程R22之后使用或不使用串联操作的后加氢精制反应过程R23；
使用串联操作的后加氢精制反应过程R23时，基于加氢裂化反应过程R22的反应产物R22P的物流，在氢气和后加氢精制催化剂存在条件下，完成后加氢精制反应过程，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的第二加氢反应流出物R20P；
⑤在第二高压分离过程，分离第二加氢反应流出物R20P得到第二加氢反应生成油和第二富氢气体；
在第二高压分离过程，向分离第二加氢反应流出物R20P得到的富氨气、富氢气气体的物流注水后得到的物料，在第二冷高压分离过程S23分离为第二冷高分气S23V、第二冷高分油S23L、第二冷高分水S23W；
⑥在第二加氢反应生成油分馏部分，分离第二加氢反应生成油得到主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢裂化蜡油2VGO、主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油；
⑦基于第一气体S1V和/或第二冷高分气S23V得到的富氢气气体，返回上游加氢反应过程循环使用；
两段法加氢精制反应过程-加氢裂化反应过程U00，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①烃原料F10分为2路或多路支路原料烃，每个支路原料烃分别进入第一加氢反应过程R10包含的串联操作的不同加氢精制催化剂床层；
②第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分基于第一冷高分气S13V的富氢气气体，不经过压缩升压过程进入第二加氢反应过程R20串联使用；
第一冷高分气S13V，与或不与基于第一气体S1V的物流换热升温；
③在加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃、含氢气物流至少发生加氢精制反应脱除至少一部分杂质组分和/或完成至少一部分芳烃组分的加氢饱和反应，生成加氢处理反应产物R90P；
回收加氢处理反应产物R90P得到加氢处理反应生成油和富氢气气体H90；
④加氢裂化反应过程R22，串联使用至少2种性质不同的加氢裂化催化剂；
⑤焦化蜡油进入第一加氢反应过程R10；
⑥溶剂脱沥青油进入第一加氢反应过程R10；
⑦直馏蜡油，与烃原料F10混合后进入第一加氢反应过程R10；
⑧直馏蜡油，与基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX混合后所得混合物流S1F进入第一热高压分离过程S1；
混合物流S1F的操作温度低于物流R1PX的操作温度，直馏蜡油用作物流R1PX的降温冷却油；
⑨直馏蜡油，进入第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程R10的含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮脱除率为30～51％。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程R10的含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮脱除率大于51％。
4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量大于2700ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
至少一部分加氢裂化蜡油2VGO，返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
至少一部分主要由碳五～350℃烃组成的窄馏分加氢裂化轻质油，返回第一加氢反应过程R10的任意反应段和/或补充加氢精制反应过程R21和/或加氢裂化反应过程R22循环加工。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
含高氮劣质蜡油的烃原料F10，全部由渣油浆态床加氢裂化产物蜡油组成。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；
至少一部分第一冷高分气S13V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
至少一部分第二冷高分气S23V经过脱硫化氢处理后作为低硫化氢浓度的富氢气气体进入加氢反应过程使用。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为300～440℃、压力为6.0～20.0MPa。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～3000；
含高氮劣质蜡油的烃原料F10的有机氮含量为2700～8000ppm重量；
第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的有机氮含量为400～1800ppm重量；
第一热高压分离过程S1操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa，存在或不存在基于部分第一液体S1L的烃油返回第一加氢反应过程R10循环加工；
存在加氢处理反应过程R90时，其操作条件为：温度为250～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢处理催化剂体积空速为0.20～6.0hr-1；
第二加氢反应过程R20的补充加氢精制反应过程R21的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、补充加氢精制催化剂体积空速为0.20～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；补充加氢精制反应流出物R21P中蜡油组分的有机氮含量为低于40ppm重量；
第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.2～3.0hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000；
第二加氢反应过程R20存在后加氢精制反应过程R23时，后加氢精制反应过程R23的操作条件为：温度为330～420℃、压力为8.0～17.0MPa、后精制加氢催化剂体积空速为5～30hr-1、氢气/原料油体积比为400～4000。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
基于第一气体S1V的含烃物流，通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
加氢处理反应过程R90，与第一热高压分离过程S1在一台组合设备S1-R90-E内完成；
在组合设备S1-R90-E内的下部，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的第一气体S1V和第一液体S1L；
在组合设备S1-R90-E内的上部，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一热高压分离过程S1，在一台分离罐或一台设置氢气气提的分离罐或一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行。
14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一热高压分离过程S1，在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，基于第一加氢反应流出物R10P的含有至少一部分第一加氢反应流出物R10P中蜡油组分的物流R1PX，在气提塔S1T的进料闪蒸段分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有氮气和低沸点烃的闪蒸气体S1V0和闪蒸液体S1L0；
在气提塔S1T的进料闪蒸段的下部，设置气液接触理论板为2～15块的气液逆流气提段，上行流动的气提氢气HB与下行流动的闪蒸液体S1L0经过气液逆流接触段的传质元件逆流接触脱除闪蒸液体S1L0中的氨组分，得到气提段分离气和气提段分离液；
气提段分离气与闪蒸气体S1V0混合为第一气体S1V；
气提段分离液作为第一液体S1L。
15.根据权利要求14所述的方法，其特征在于：
第一热高压分离过程S1，在一台设置氢气气提的气提塔S1T内进行，同时，在气提塔S1T的进料闪蒸段的上部设置加氢处理反应过程R90的加氢处理催化剂床层，第一气体S1V上行通过加氢处理反应过程R90的催化剂床层；
在加氢处理反应过程R90，第一气体S1V中的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，按照反应温度由低到高先后串联布置不同种类的加氢裂化催化剂。
17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第一加氢反应过程R10，串联使用性质不同的加氢精制催化剂床层时，按照加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂和加氢脱氮剂的先后顺序串联布置不同功能的加氢精制催化剂。
18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第一气体S1V，经过降温冷凝注水后在第一冷高压分离过程S13分离为第一冷高分气S13V、第一冷高分油S13L、第一冷高分水S13W；第一冷高压分离过程S13的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃；
第二冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为6.0～20.0MPa、温度为30～70℃。
19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率为40～85％重量；
在第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22，第二加氢反应过程R20的加氢裂化反应过程R22的进料中蜡油组分的加氢裂化转化率指的是常规沸点不低于350℃的烃组分转化为常规沸点低于350℃的烃组分的重量比率。
20.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；
分离加氢处理反应产物R90P得到富氢气气体V77和加氢处理反应生成油；
至少一部分基于富氢气气体V77得到的富氢气气体，去加氢反应过程使用；
至少一部分加氢处理反应生成油，在第二加氢反应生成油分馏部分完成分离和回收。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于：
设置加氢处理反应过程R90，基于第一气体S1V的含烃物流至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P；同时，主要由常规沸点低于350℃组成的油品通过加氢处理反应过程R90至少发生加氢精制反应生成加氢处理反应产物R90P。
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