TWI515291B - 一種餾分油加氫組合方法及餾分油加氫組合裝置 - Google Patents

Description

一種餾分油加氫組合方法及餾分油加氫組合裝置

本發明係有關一種餾分油加氫組合方法，特別是不同品質餾分油原料的加氫組合方法，以及一種可實現該組合方法的餾分油加氫組合裝置。

隨著人們環保意識的不斷增強，環保法律、法規對發動機尾氣排放要求更加嚴格，各種燃油標準對S、N的含量要求也更加苛刻。同時由於原油開採量的不斷增加和一般原油儲量的不斷減少，原油劣質化趨勢越來越嚴重，原油直接蒸餾得到的中間餾分油及焦化、催化裂化等二次加工得到的中間餾分的S、N含量也相應增加，如何將硫、氮等雜質含量較高的中間餾分加工成滿足環保要求的產品是各煉廠所面臨的重要問題。

加氫過程是脫除中間餾分雜質的最經濟有效的方案。現有的大部分加氫裝置都採用較高的氫油比和氫分壓，以保證催化劑運轉壽命，促進加氫脫硫、脫氮、芳香烴飽和及裂化等反應。然而壓力較高的氫氣循環系統需要高的投資費用和操作成本，間接地增加了油品的生產成本。這種傳統的加氫技術在反應過程中為氣(主要為氫氣)、液(原料油)、固(催化劑)三相反應，反應器形式一般包含滴流床、沸騰床、膨脹床、逆流床 等，其主要特點是氫氣量遠遠超過反應所需用量，大量未反應氫氣循環使用。本發明中將上述技術統稱為氣相循環加氫技術。

隨著技術人員對加氫技術的不斷深入理解，一種兩相加氫技術被開發出來。在原料和稀釋油中溶解過飽和氫氣，直接進入反應器進行加氫反應，取消循環氫系統，降低成本。由於取消了循環氫系統，所以該工藝對原料的適應性具有一定的局限性。該技術在反應過程中主要為兩相，即液相(原料油及稀釋油)和固相(催化劑)。本發明中稱該工藝為兩相加氫技術。

美國專利第6881326號公開了一種兩相加氫預處理技術，其工藝過程為使新鮮原料油、循環油和氫氣經過一個混氫裝置將氫氣溶解在油中，溶解氫氣的油進入較小的反應器與催化劑接觸進行加氫反應，脫出油中的雜質。反應後物流的一部分循環至混氫裝置，另一部分作為產品從裝置排出。此方法採用原料和循環油進入反應器前將所需氫氣預先溶解在油中，可以省略循環氫系統。該方法處理二次加工中間餾分油時，雜質脫出率很難達到標準。現有的兩相加氫技術中，均將自身反應產物部分循環作為循環油，其主要不足在於需要設置高溫高壓的循環油系統，設備投資和運行成本較高，並且溶解在油相中的硫化氫難以有效脫除，在反應系統中循環積累，對加氫反應造成較嚴重的抑制作用。雖然可以採用如汽提等方法脫除，但由於處於高溫高壓系統，同樣會增加設備投資和操作費用。

針對現有技術的不足，本發明提供一種餾分油加氫組合方法和餾分油加氫組合裝置。較難脫除雜質的餾分油採用傳統的氣相循環加氫 技術加工，生成油從高壓分離器流出後直接與已經溶解氫氣的兩相加氫原料混合，進入兩相加氫反應器進行反應。本發明將傳統氣相循環加氫技術和兩相加氫工藝有機結合起來，根據各自的優點，加工不同原料。

本發明一種餾分油加氫組合方法包含以下內容：a)將餾分油原料按硫含量分為高硫餾分油原料和低硫餾分油原料，高硫餾分油原料採用氣相循環加氫技術進行處理，氣相循環加氫技術處理後的物料進入高壓分離器，分離得到氣相物料和液相物料；該高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的硫含量按1000~12000μg/g內任意值劃分，該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量低於100μg/g；b)將步驟a)之高壓分離器分離得到的液相物料與溶氫後的低硫餾分油原料送入兩相加氫單元中的兩相加氫反應器進行兩相加氫處理，得到加氫後餾分油產品，其中，該兩相加氫處理取消使用循環油。

該兩相加氫單元指實現兩相加氫處理的一系列裝置，本領域常見的兩相加氫單元包含原料溶氫裝置、兩相加氫反應器、循環油系統和加熱爐等。而本發明中該兩相加氫單元取消了循環油系統。

較佳地，為滿足不同等級清潔燃料標準的要求，該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量低於60μg/g，較佳低於50μg/g，更佳低於15μg/g，最佳低於10μg/g。

由於劃分高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的目的是將其分別處理，因此，本領域技術人員可以根據氣相循環加氫技術和兩相加氫技術的要求和處理效果等因素來確定合適的劃分值。步驟a)之該高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的硫含量較佳按2000~8500μg/g內任意值劃分，高於 劃分值的為高硫餾分油原料，低於劃分值的為低硫餾分油原料。

本發明中，該高硫餾分油原料通常來自於二次加工餾分油，如焦化餾分油、催化裂化餾分油和煤液化餾分油中的一種或數種；低硫餾分油原料通常為原油蒸餾得到的直餾餾分油等，也可混合少量二次加工餾分油。高硫餾分油原料和低硫餾分油原料一般為煤油餾分、柴油餾分和減壓餾分油餾分中的一種或數種，餾程範圍較佳為130~450℃範圍內，更佳為150~380℃範圍內，最佳為200~380℃範圍內。

步驟a)之該氣相循環加氫技術的操作條件可以包含：反應溫度100~400℃，較佳260~380℃；反應壓力2.5~10.0MPa，較佳4.0~8.0MPa；氫油體積比50：1~1000：1，較佳300：1~800：1；體積空速0.6~5.0h^-1，較佳1.0~2.5h^-1。其中，從高壓分離器分離出的氣相物料中的氫氣返回氣相加氫反應器中循環利用。氣相循環加氫技術可以採用適宜的反應器形式，如滴流床反應器，沸騰床反應器，膨脹床反應器，逆流床反應器等。

步驟b)之該兩相加氫反應器可以採用上進料下出料的操作方式，也可以採用下進料上出料的操作方式。步驟b)之該兩相加氫反應器的操作條件可以包含：反應溫度100~400℃，較佳260~380℃；反應壓力1.5~8.0MPa，較佳2.0~6.0MPa；體積空速0.6~5.0h^-1，較佳1.0~2.5h^-1；該高壓分離器分離出的液相物料與低硫餾分油原料的體積混合比可以為0.5：1~4.0：1，較佳為1.0：1~3.0：1。

上述步驟所使用的催化劑可以為本領域常見的加氫處理催化劑，其中催化劑的活性金屬組分可以為鎳、鈷、鉬和鎢中的一種或數種，催化劑在使用前較佳進行硫化處理，以將活性金屬組分轉化為硫化態。催 化劑組成以重量百分比計可以包含：鎳或鈷為0.5%~10%(按其氧化物來計算)，鉬或鎢為1%~25%(按其氧化物來計算)，載體可以為氧化鋁，氧化矽，氧化鋁-氧化矽和氧化鈦中的一種或數種。催化劑為擠出物或球形。催化劑的堆密度可以為0.5~1.1g/cm³，催化劑顆粒直徑(球形直徑或條形直徑)可以為0.04~4.0mm，比表面積可以為80~350m²/g。

根據本發明，較佳地，氣相循環加氫技術處理後的物料經換熱後進入高壓分離器。換熱的方法例如為使至少部分氣相循環加氫技術處理後的物料與高硫餾分油原料換熱。更佳地，在換熱之前對氣相循環加氫技術處理後的物料進行加熱，並使換熱後的高硫餾分油原料達到氣相循環加氫技術所需的溫度。最佳地，兩相加氫單元不設置加熱爐，低硫餾分油原料先與該加氫後餾分油產品換熱，然後與高壓分離器流出的液相物料直接混合，並使混合物達到兩相加氫反應器入口所需溫度。為了達到這一目的，高壓分離器的操作溫度要高於兩相加氫反應器入口溫度，較佳地，高壓分離器的操作溫度比兩相加氫反應器入口溫度高5℃~150℃；更佳高10~80℃，從而既保證兩相加氫工藝的加氫效果，又避免該加熱裝置加熱過高浪費能源。本領域技術人員可以根據需要選擇合適的對氣相循環加氫技術處理後的物料進行加熱的提升溫度，較佳地，通過加熱將氣相循環加氫技術處理後的物料提溫5~120℃，更佳為15~80℃。

兩相加氫工藝取消了循環氫系統，溶解了氫氣的原料與加氫催化劑接觸進行加氫反應，所以氫氣在原料中的溶解量直接關係到加氫反應的深度。氫氣在烴類物質中的溶解度隨著壓力的升高而升高，本發明較佳氣相循環加氫技術循環氫系統壓力比兩相加氫裝置的反應壓力高，這樣 相對於兩相加氫裝置的反應壓力，高壓分離器中的液相物料為氫氣過飽和狀態，可以為兩相加氫提供更多的反應用氫氣，提高原料的雜質脫除率。較佳地，氣相循環加氫技術的反應壓力比兩相加氫反應器的反應壓力高1~4MPa。

根據本發明，步驟b)中，高壓分離器分離出的液相物料在進行兩相加氫處理之前可選地進行溶氫步驟。如上所述，經過氣相加氫處理後的物料已基本達到飽和氫狀態，無需溶氫即可直接進入兩相加氫反應器中，如圖1所示。也可以對高壓反應器分離出的液相物料進行溶氫，更佳地，該溶氫步驟與低硫餾分油原料的溶氫步驟在同一裝置中進行，如圖2所示。

本發明提供一種餾分油加氫組合裝置，如圖1所示，其特徵在於，該裝置包含依次連接的氣相循環加氫反應器1、高壓分離器2和兩相加氫單元，其中，該兩相加氫單元包含依次連接的兩相加氫原料溶氫裝置3和兩相加氫反應器4，該兩相加氫原料溶氫裝置3帶有獨立進料口，氣相循環加氫反應器1和兩相加氫反應器4分別與獨立的新鮮原料油進料裝置連通，高壓分離器2的液相出口管線與兩相加氫單元連通，該兩相加氫單元取消循環油系統。為滿足氣相循環加氫的目的，高壓分離器的上端還設置有返回氣相循環加氫反應器1的管線，用於氫氣的循環。其中，氣相循環加氫反應器1與高硫餾分油原料的進料裝置連通，兩相加氫反應器4與低硫餾分油原料的進料裝置連通。本發明中，該連通既包含直接連通，也包含間接連通。

較佳地，如圖2所示，氣相循環加氫反應器1和高壓分離器2之間設置有第一換熱器11，用於氣相循環加氫反應器1的進料和出料之間的 換熱。

較佳地，如圖2所示，該氣相循環加氫反應器1還通過另一管線與高壓分離器2直接連通。從而使氣相循環加氫反應器1流出的物料可以分流進入換熱器11。這樣可以調節用於換熱的物料的量，從而靈活控制與氣相循環加氫反應器1原料的換熱程度。

較佳地，如圖2所示，該氣相循環加氫反應器1和第一換熱器11之間設置有加熱裝置10。設置加熱裝置10可以提高氣相循環加氫反應器1出料的溫度，一方面可以在後續的換熱過程中使進入氣相循環加氫反應器1的原料達到氣相循環加氫工藝的要求，另一方面，在後續與兩相加氫原料混合時可以使得混合物的溫度達到兩相加氫工藝的要求。這樣，僅設置一個加熱裝置就可以滿足兩步加氫處理的熱量需求，從而減低了設備成本。

根據本發明，該兩相加氫原料溶氫裝置3的作用是對進料到兩相加氫反應器的物料進行溶氫，其可單獨設置，如圖1所示，也可以如圖2所示設置在高壓分離器2和兩相加氫反應器4之間。與前述類似地，當高壓分離器2分離出的液相物料無需溶氫時，該兩相加氫原料溶氫裝置3較佳單獨設置，當高壓分離器2分離出的液相物料需要溶氫時，該兩相加氫原料溶氫裝置3較佳設置在高壓分離器2和兩相加氫反應器4之間。

較佳地，如圖2所示，兩相加氫單元還設置有第二換熱器12，用於兩相加氫單元的進料與出料之間的換熱，從而進一步降低能耗。

本發明的一個優點在於兩相加氫處理工藝取消了循環油步驟，這是由於硫含量較低的氣相循環加氫處理後的液相物料可以替代循環油進入後續兩相加氫處理步驟，起到提高攜氫量的作用，同時，本發明的 方法還克服了使用循環油帶來的硫雜質積累的缺陷，以及提高了整套工藝和設備的效率。

此外，本發明的加氫組合方法和裝置還具有以下優點：

1、將傳統氣相循環加氫技術與兩相加氫工藝有機結合起來，根據各自的優點，加工不同原料。傳統氣相循環加氫技術裝置省去了低壓分離器，兩相加氫裝置省去了高溫高壓熱油循環系統，減小了溶氫裝置的規模，兩套裝置可以共用一套分餾系統，節省投資和操作費用。

2、充分利用了高壓分離器分離出的液相物料中的溶解氫，經過兩相加氫反應後，液相物料中溶解的氫氣基本反應消耗乾淨，從反應產物低壓分離器中排出的廢氫量大大降低，降低了整套組合工藝的氫氣消耗，減小了後處理裝置的規模，降低了操作成本。

3、氣相循環加氫處理的循環氫壓力比兩相加氫處理的反應壓力更高，能夠使高壓分離器分離出的液相物料處於氫氣過飽和狀態，從而為兩相加氫處理提供更多的反應用氫氣，提高原料的雜質脫除率。

4、高壓分離器中，由於存在大量氫氣，可以將液相中的硫化氫大部分攜帶排出，對兩相加氫反應器的催化劑影響較小。而採用具有液相循環系統的兩相加氫技術中，循環油中的硫化氫難以有效脫除，對深度加氫脫硫影響明顯。即使可以設置循環油脫硫化氫裝置，但由於沒有經濟適用的技術，設備投資和操作費用均較高昂。

5、作為本發明一種較佳實施方式，兩套加氫反應器只需設置一個加熱裝置，因此，設備投資低；加熱裝置使高溫物料升溫，有利於高溫位能量的利用效率；高壓分離器操作溫度高，可以盡可能地將氣相循 環加氫反應產物中的硫化氫、氨、輕烴等排出，不影響兩相加氫反應過程(高硫餾分油通常含有更多的雜質，以及較多更輕的餾分)；低硫餾分油原料通過與高溫的液相物料直接混合，達到反應所需溫度，直接混合的方式設備最簡單，熱量利用率最高。

6、通過將原料按照含硫量不同而區別對待，克服了現有技術對全部原料使用氣相加氫或兩相加氫，或依次使用氣相加氫和兩相加氫的弊端，使得本發明的工藝方法和裝置的原料適應性更廣。

1‧‧‧氣相循環加氫反應器

2‧‧‧高壓分離器

3‧‧‧兩相加氫原料溶氫裝置

4‧‧‧兩相加氫反應器

5‧‧‧新鮮氫氣

6‧‧‧高硫餾分油原料

7‧‧‧低硫餾分油原料

8‧‧‧加氫後餾分油產品

10‧‧‧加熱裝置

11‧‧‧第一換熱器

12‧‧‧第二換熱器

圖1為本發明之一種餾分油加氫組合方法的流程圖和組合裝置的示意圖。

圖2為本發明之另一種餾分油加氫組合方法的流程圖和組合裝置的示意圖。

為進一步闡述本發明的具體特徵，將結合圖示加以說明。

參考圖1，本發明之一種餾分油加氫組合方法過程為：高硫餾分油原料6和新鮮氫氣5、循環氫混合後，進入氣相循環加氫反應器1，加氫後物流經冷卻後進入高壓分離器2，分離出氣相物料和液相物料，氣相物料中的氫氣循環回氣相循環加氫反應器1的入口。低硫餾分油原料7在兩相加氫原料溶氫裝置3中溶解氫氣後，與高壓分離器2流出的液相物料混合，以下進料的方式進入兩相加氫反應器4，與催化劑接觸進 行兩相加氫反應，加氫後餾分油產品8由反應器頂部排出。

本發明一種較佳實施方式如圖2所示，高硫餾分油原料6和新鮮氫氣5、循環氫混合後，通過換熱器11與氣相循環加氫反應器1處理後的物料換熱，然後進入氣相循環加氫反應器1進行加氫處理，處理後的物料經過加熱裝置10加熱，之後全部或分流經過換熱器11，進入高壓分離器2，分離得到液相物料和氣相物料，氣相物料中的氫氣與新鮮氫氣5和原料6混合並循環回氣相循環加氫裝置反應器1的入口。低硫餾分油原料7與加氫後餾分油產品8在第二換熱器12中換熱後，進入兩相加氫原料溶氫裝置3中溶解氫氣，並在其中與高壓分離器2分離出的液相物料混合，以下進料的方式進入兩相加氫反應器4，與催化劑接觸進行兩相加氫反應，加氫後餾分油產品8由反應器頂部排出。

為進一步說明本發明的方案和效果，列舉以下實施例：

實施例1

本實施例為餾分油加氫組合方法和裝置的一種實施方案，操作流程示意圖參照圖1。

高硫餾分油原料6和新鮮氫氣5、循環氫混合後，進入氣相循環加氫反應器1，加氫後物流經冷卻後進入高壓分離器2，分離出氣相物料和液相物料，氣相物料中的氫氣循環回氣相循環加氫反應器1的入口。低硫餾分油原料7在兩相加氫原料溶氫裝置3中溶解氫氣後，與高壓分離器2分離出的液相物料混合，以下進料的方式進入兩相加氫反應器4，與催化劑接觸進行兩相加氫反應，加氫後餾分油產品8由反應器頂部排出。

試驗使用原料性質見表1，高硫餾分油原料6和低硫餾分油原料7的處理體積比為2：1。氣相循環加氫反應器1和兩相加氫反應器4採用相同的催化劑，催化劑性質見表2(使用前進行硫化處理)，氣相循環加氫反應器1和兩相加氫反應器4中催化劑用量的體積比為2：1。氣相循環加氫反應器1、兩相加氫反應器4的反應條件、加氫後餾分油產品8的性質見表3。

比較例1

將低硫餾分油原料7進行兩相加氫處理，原料的性質、兩相加氫處理條件和反應裝置均與實施例1中的兩相加氫處理工藝相同，不同的是，增設循環油系統，採用自身反應產物循環的操作方式。加氫後餾分油產品8的性質見表3。

比較例2

在實施例1的裝置中進行餾分油組合加氫，不同的是，高硫餾分油原料6和低硫餾分油原料7按體積比2：1混合進料，混合原料總用量與實施例1相同，混合原料先進行氣相循環加氫處理，氣相循環加氫處理得到的液相產物進行兩相加氫處理。加氫工藝的條件，加氫後餾分油產品8的性質見表3。

比較例3

根據比較例2的裝置和工藝條件進行餾分油組合加氫，不同的是，增設循環油系統，採用自身反應產物循環的操作方式。加氫工藝的 條件，加氫後餾分油產品8的性質見表3。

比較例4

根據比較例3的裝置和工藝條件進行餾分油組合加氫，不同的是，在循環油系統中增加脫硫化氫裝置，使循環油中的硫化氫濃度降至約100μg/g。加氫工藝的條件，加氫後餾分油產品8的性質見表4。

比較例5

根據實施例1的裝置和工藝條件進行餾分油組合加氫，不同的是，降低反應苛刻度，使氣相循環加氫反應產物的硫含量為500μg/g左右，然後按實施例1的流程，將氣相循環加氫反應產物的液相物料與兩相加氫原料混合進行兩相加氫反應。加氫工藝的條件，加氫後餾分油產品8的性質見表4。

*氣相循環加氫裝置高壓分離器流出的液相物料/兩相加氫裝置新鮮進料的體積比，以下相同。**兩相加氫反應器流出的液相循環量與兩相加氫裝置新鮮進料的體積比，以下相同。氣相代表氣相循環加氫裝置的工藝條件，兩相代表兩相循環加氫裝置的工藝條件，以下相同。氣相循環加氫步驟的生成油指高分液相生成油，以下相同。

[注]表3、表4及表5中的實施例1-4和比較例1-5中，氣相循環加氫反應器體積空速按氣相循環加氫原料計，兩相加氫反應器體積空速按兩相加氫原料計。實施例1和比較例1-4中，是在相同操作條件下，相同催化劑量處理相同原料油量時，不同工藝方案的結果對比。

實施例2-4

實施例2-4的操作流程示意圖參照圖2。

高硫餾分油原料6和新鮮氫氣5、循環氫混合後，通過換熱器11與氣相循環加氫反應器1處理後的物料換熱，然後進入氣相循環加氫反應器1進行加氫處理，處理後的物料經過加熱裝置10，之後部分經過換熱器11，經過換熱器11的物料與未進入換熱器11的物料混合進入高壓分離器2，分離得到液相物料和氣相物料，氣相物料中的氫氣與新鮮氫氣5和原料6混合並循環回氣相循環加氫裝置反應器1的入口。低硫餾分油原料7與反應生成油8在第二換熱器12中換熱後，進入兩相加氫原料溶氫裝置3中溶解氫氣並在其中與高壓分離器2分離出的液相物料混合，以下進料的方式進入兩相加氫反應器4，與催化劑接觸進行兩相加氫反應，加氫後餾分油產品8由反應器頂部排出。

原料性質見表1。氣相循環加氫反應器1和兩相加氫反應器4採用相同的催化劑，催化劑性質見表2。氣相循環加氫反應器1、兩相加氫反應器4的反應條件、加氫後餾分油產品8的性質見表5。

其中，加熱溫度指物料通過加熱裝置10後提升的溫度。

由實施例1和比較例1-2的結果可以看出，使用本發明的組合方法能夠顯著降低加氫後的生成油產品的硫含量和氮含量。

由實施例1和比較例3的結果可以看出，使用本發明的組合方法的同時，取消兩相加氫裝置的循環油系統，能夠降低整體工藝設備投資和操作能耗。

由實施例1和比較例4的結果可以看出，現有技術需要在兩相加氫裝置中使用循環油系統和循環油脫硫化氫裝置，才能得到與本發明相近的反應效果。與之相比，本發明方法的裝置數量大大減少，操作費用明顯降低。

由實施例1和比較例5的結果可以看出，本發明將不同性質的原料分別加氫處理，並控制每步加氫處理的反應深度，可以保證生產出符合最嚴格標準的清潔燃料產品，並且裝置投資低，操作費用低，綜合效果 突出。

由實施例1和實施例2-4的結果可以看出，採用圖2所示的工藝和裝置，使用一個加熱爐對兩套裝置進行反應供熱，有利於降低加熱爐的能耗和設備投資。

1‧‧‧氣相循環加氫反應器

2‧‧‧高壓分離器

3‧‧‧兩相加氫原料溶氫裝置

4‧‧‧兩相加氫反應器

5‧‧‧新鮮氫氣

6‧‧‧高硫餾分油原料

7‧‧‧低硫餾分油原料

8‧‧‧加氫後餾分油產品

Claims (29)

1. 一種餾分油加氫組合方法，包含：a)將餾分油原料按硫含量分為高硫餾分油原料和低硫餾分油原料，高硫餾分油原料採用氣相循環加氫技術進行處理，氣相循環加氫技術處理後的物料進入高壓分離器，分離得到氣相物料和液相物料，其中該高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的硫含量按1000~12000μg/g內任意值劃分，該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量低於100μg/g；以及b)將步驟a)之高壓分離器分離得到的液相物料與溶氫後的低硫餾分油原料送入兩相加氫單元中的兩相加氫反應器進行兩相加氫處理，得到加氫後餾分油產品，其中，該兩相加氫處理取消使用循環油。
2. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量低於60μg/g。
3. 如申請專利範圍第2項所述之餾分油加氫組合方法，其中該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量係更低於50μg/g。
4. 如申請專利範圍第3項所述之餾分油加氫組合方法，其中該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量係更低於15μg/g。
5. 如申請專利範圍第4項所述之餾分油加氫組合方法，其中該氣相循環加氫技術處理後的物料的硫含量係更低於10μg/g。
6. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中氣相循環加氫技術處理後的物料經換熱後進入高壓分離器。
7. 如申請專利範圍第6項所述之餾分油加氫組合方法，其中該換熱的方法包含使至少部分氣相循環加氫技術處理後的物料與高硫餾分油原料換熱。
8. 如申請專利範圍第7項所述之餾分油加氫組合方法，其中在換熱之前對氣相循環加氫技術處理後的物料進行加熱，並使換熱後的高硫餾分油原料達到氣相循環加氫技術所需的溫度。
9. 如申請專利範圍第8項所述之餾分油加氫組合方法，其中兩相加氫單元不設置加熱爐，低硫餾分油原料先與該加氫後餾分油產品換熱，然後與高壓分離器流出的液相物料直接混合，並使混合物達到兩相加氫反應器入口所需溫度。
10. 如申請專利範圍第9項所述之餾分油加氫組合方法，其中高壓分離器的操作溫度比兩相加氫反應器入口溫度高5℃~150℃。
11. 如申請專利範圍第10項所述之餾分油加氫組合方法，其中高壓分離器的操作溫度比兩相加氫反應器入口溫度高10~80℃。
12. 如申請專利範圍第1至11項中任一項所述之餾分油加氫組合方法，其中該高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的硫含量按2000~8500μg/g內任意值劃分。
13. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中高硫餾分油原料來自於二次加工餾分油，包含焦化餾分油、催化裂化餾分油和煤液化餾分油中的一種或數種，低硫餾分油原料為原油蒸餾得到的直餾餾分油。
14. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中高硫餾分油原料和低硫餾分油原料為煤油餾分、柴油餾分、減壓餾分油餾分中的一種或數種。
15. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的餾程範圍在130~450℃範圍內。
16. 如申請專利範圍第15項所述之餾分油加氫組合方法，其中高硫餾分油原料和低硫餾分油原料的餾程範圍在200~380℃範圍內。
17. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟a)之該氣相循環加氫技術的反應溫度為100~400℃，反應壓力為2.5~10.0MPa，氫油體積比為50：1~1000：1，體積空速為0.6~5.0h^-1。
18. 如申請專利範圍第17項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟a)之該氣相循環加氫技術的反應溫度為260~380℃，反應壓力為4.0~8.0MPa，氫油體積比為300：1~800：1，體積空速為1.0~2.5h^-1。
19. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟a)之該氣相循環加氫技術採用滴流床反應器、沸騰床反應器、膨脹床反應器或逆流床反應器。
20. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟b)之該兩相加氫反應器採用上進料下出料的操作方式，或者採用下進料上出料的操作方式，步驟b)之該兩相加氫反應器的操作條件包含：反應溫度為100~400℃，反應壓力為1.5~8.0MPa，以及體積空速為0.6~5.0h^-1，該高壓分離器分離出的液相物料與低硫餾分油原料的體積混合比為0.5：1~4.0：1。
21. 如申請專利範圍第20項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟b)之該兩相加氫反應器的操作條件包含：反應溫度為260~380℃，反應壓力為2.0~6.0MPa，以及體積空速為1.0~2.5h^-1，該高壓分離器分離出的液相物料與低硫餾分油原料的體積混合比為1.0：1~3.0：1。
22. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中氣相循環加氫技術的反應壓力比兩相加氫反應器的反應壓力高1~4MPa。
23. 如申請專利範圍第1項所述之餾分油加氫組合方法，其中步驟a)和步驟b)所使用的催化劑為加氫處理催化劑，催化劑的活性金屬組分為鎳、鈷、鉬和鎢中的一種或數種，催化劑在使用前進行硫化處理，以將活性金屬組分轉化為硫化態。
24. 一種餾分油加氫組合裝置，包含依次連接的氣相循環加氫反應器、高壓分離器及兩相加氫單元，其中該兩相加氫單元包含依次連接的兩相加氫原料溶氫裝置及兩相加氫反應器，該兩相加氫原料溶氫裝置具有獨立進料口，氣相循環 加氫反應器及兩相加氫反應器分別與獨立的新鮮原料油進料裝置連通，高壓分離器的液相出口管線與兩相加氫單元連通，該兩相加氫單元取消循環油系統。
25. 如申請專利範圍第24項所述之餾分油加氫組合裝置，其中該氣相循環加氫反應器及高壓分離器之間設置有第一換熱器，用於氣相循環加氫反應器的進料和出料之間的換熱。
26. 如申請專利範圍第25項所述之餾分油加氫組合裝置，其中該氣相循環加氫反應器還通過另一管線與高壓分離器直接連通。
27. 如申請專利範圍第25或26項所述之餾分油加氫組合裝置，其中該氣相循環加氫反應器及第一換熱器之間設置有加熱裝置。
28. 如申請專利範圍第27項所述之餾分油加氫組合裝置，其中該兩相加氫原料溶氫裝置設置在高壓分離器與兩相加氫反應器之間。
29. 如申請專利範圍第24項所述之餾分油加氫組合裝置，其中該兩相加氫單元還設置有第二換熱器，用於兩相加氫單元的進料與出料之間的換熱。