專利名稱：一種烴加氫轉(zhuǎn)化過程組合方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種烴加氫轉(zhuǎn)化過程組合方法；特別地講本發(fā)明涉及一種反應(yīng)過程氫 耗量相差較大的烴加氫轉(zhuǎn)化過程的組合方法；更特別地講本發(fā)明涉及一種石油基烴加氫精 制過程與煤焦油基烴加氫轉(zhuǎn)化過程的組合方法。
背景技術(shù)：
眾所周知，烴加氫轉(zhuǎn)化過程是在氫氣存在條件下烴原料的耗氫的轉(zhuǎn)化過程，所述 烴類原料可以是來自石油或油母頁巖或油砂或煤的烴類，原料烴的餾分范圍從汽油、煤油、 柴油、蠟油直到渣油，多數(shù)情況下上述原料含有雜元素如氧、硫和氮等，而煤焦油則含有大 量雜元素且相當部分雜元素與碳原子構(gòu)成環(huán)狀結(jié)構(gòu)。在加氫轉(zhuǎn)化過程中，在氫氣存在條件下，烴類原料在一個或二個或多個反應(yīng)器 中與一種或二種或多種催化劑接觸，反應(yīng)條件通常為溫度為250 530°C、壓力為1. 4 28. OMPa0通常所述低壓加氫、中壓加氫、高壓加氫對應(yīng)的反應(yīng)壓力是4. OMPa以下、4. 0 13. 5MPa、13. 5MPa以上。加氫轉(zhuǎn)化過程發(fā)生的典型的化學(xué)反應(yīng)包括加氫脫金屬、加氫脫硫、 加氫烯烴飽和、加氫脫氮、芳烴加氫飽和、加氫裂化及加氫異構(gòu)化，一些反應(yīng)屬于一次產(chǎn)物 的二次反應(yīng)。加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)部分流出物含有未反應(yīng)的氫氣、轉(zhuǎn)化和未轉(zhuǎn)化的烴類及氣體產(chǎn) 品，這些氣體產(chǎn)品包括常規(guī)氣態(tài)烴和雜質(zhì)氣體如H2S、NH3、H20。通常，加氫轉(zhuǎn)化過程反應(yīng)流出 物被分離為循環(huán)至反應(yīng)部分的富氫氣體和烴液生成油，通常所述烴液生成油經(jīng)分餾得到的 窄餾分可作為產(chǎn)品或其它加氫轉(zhuǎn)化過程原料或催化裂化原料，特別地，在加氫裂化過程中， 所述烴液生成油可被分餾為窄餾分液體產(chǎn)品如輕石腦油、重石腦油、航煤、柴油和加氫裂化 尾油，可以返回一些窄餾分油至反應(yīng)部分。所述反應(yīng)流出物的初始分離通常是采用“冷分流 程”完成的。在冷分流程中，反應(yīng)流出物被冷卻至適當?shù)臏囟?一般為25 65°C)，然后被 分離為烴液生成油和其氫濃度足以循環(huán)至反應(yīng)部分使用的富氫氣體。冷分流程可以通過降 低分離溫度增強生成油吸收常規(guī)氣體烴的能力和降低生成油對氫氣的吸收能力而獲得最 大的氫氣回收率和提高循環(huán)氫氫濃度，但是損失反應(yīng)流出物中相當數(shù)量的熱能，同時仍有 一定量的溶解氫氫損失。完成反應(yīng)流出物的初始分離的另一種方法是“熱分流程”，它可以 提高反應(yīng)流出物熱能利用率、降低反應(yīng)流出物冷卻負荷并降低冷卻換熱設(shè)備面積，但是，因 為反應(yīng)流出物在熱高壓分離器排出的烴液中含有更多的溶解氫，它會增加氫氣損失，因為 冷高壓分離器排出的烴液數(shù)量減少，它會降低循環(huán)氫氫濃度并增加氫氣損失。同時，將熱高 壓分離器排出的熱高壓分離氣冷卻至一定低的溫度進入冷高壓分離器完成氣液分離以獲 得循環(huán)氫氣的過程，仍不可避免地存在相當數(shù)量的熱能損失及相應(yīng)的冷卻設(shè)備投資。本段描述石油基烴加氫轉(zhuǎn)化過程。石油基烴類指的是來自原油或原油一次加工 (比如原油蒸餾)或原油二次加工(比如原油蒸餾餾分的催化裂化、焦化熱裂化)所得烴 類。石油基烴類加氫轉(zhuǎn)化過程在習慣上已被分類為加氫處理過程、加氫精制過程和加氫裂 化過程，雖然這三種加氫轉(zhuǎn)化過程之間并無顯著的分界線，但原料的轉(zhuǎn)化深度和原料烴單 位氫耗量存在眾所周知的區(qū)別。加氫處理過程是上述三類過程中最緩和的一種，通常其原料烴單位重量氫耗量最低，其數(shù)值在0. 01 0. 50%之間。加氫精制過程的應(yīng)用較加氫處 理過程更為廣泛，并且在廣義上還包含了加氫處理過程，典型的加氫精制過程包含烴類原 料的加氫脫硫、加氫脫氮及加氫芳烴飽和，蠟油加氫脫硫是一種重要的加氫精制過程，通常 加氫精制過程原料烴單位氫耗量高于加氫處理過程過程的原料烴單位重量氫耗量，其數(shù)值 在0. 5 1. 5%之間。加氫裂化過程是上述三類過程中烴類原料被裂化的最多的一種，它以 汽油、煤油、柴油、蠟油及渣油為原料，廣泛用于生產(chǎn)液化石油氣、催化重整原料、優(yōu)質(zhì)中間 餾分油、裂解乙烯原料、白油生產(chǎn)原料和潤滑油等，通常其原料烴單位氫耗量高于加氫精制 過程原料烴單位氫耗量，其數(shù)值在1. 3 3%之間。氫油體積比是一個重要的操作參數(shù)，由 于石油基餾分油加氫精制過程氫耗量小、放熱量較小，主要用于控制床層溫升的載熱體循 環(huán)氫數(shù)量較小，即氫油體積比通常較低。以石油基柴油加氫精制為例，通常在300 600之 間，原料烴單位氫耗量數(shù)值按1. 35%計算，總循環(huán)氫量大約是新氫量的2 4倍。本段描述煤焦油基烴加氫轉(zhuǎn)化過程。煤焦油基烴類指的是來自煤焦油或煤焦油一 次加工(比如煤焦油蒸餾)或煤焦油二次加工(比如煤焦油浙青的減粘熱裂化、焦化熱裂 化)所得烴類。煤焦油基烴類加氫轉(zhuǎn)化過程包括煤焦油加氫改質(zhì)過程和煤焦油加氫裂化過 程，原料的轉(zhuǎn)化深度和原料烴單位氫耗量有著眾所周知的區(qū)別。本文不使用“煤焦油加氫精 制過程”說法的原因在于煤焦油含有大量雜元素且相當部分位于環(huán)鏈上，“煤焦油加氫精 制過程”發(fā)生的大量“脫除雜元素反應(yīng)”本身就是“斷鏈或開環(huán)反應(yīng)”，即存在“煤焦油的加 氫精制性裂化效應(yīng)”，極易導(dǎo)致概念混亂。典型的煤焦油加氫改質(zhì)過程包含烴類原料的加氫 脫氧、加氫烯烴飽和、加氫脫金屬、加氫脫硫、加氫脫氮及芳烴飽和，其原料烴單位氫耗量數(shù) 值在2. 5 7. 0%之間。低溫煤焦油餾分油加氫改質(zhì)過程烴單位氫耗量數(shù)值通常在2. 5 3. 5%之間，中溫煤焦油餾分油加氫改質(zhì)過程烴單位氫耗量數(shù)值通常在3. 5 4. 5%之間， 高溫煤焦油蒽油加氫改質(zhì)過程烴單位氫耗量數(shù)值通常在5. 5 7. 0%之間。煤焦油加氫裂 化過程是基于加氫改質(zhì)過程、進一步包括加氫改質(zhì)生成油大分子烴轉(zhuǎn)化為小分子的裂化過 程的“改質(zhì)+裂化”過程，其原料烴單位氫耗量數(shù)值在3. 5 9. 5%之間。對于烴加氫過程而言，氫含量是烴原料的一個基本性質(zhì)，該數(shù)值在一定范圍內(nèi)變 化，石蠟基石油餾分的氫含量可以高達14% (重量)以上，而煤焦油餾分油的氫含量可以低 于6% (重量)，這也直接指出以生產(chǎn)石油燃料產(chǎn)品替代品的煤焦油餾分油過程必須加入 大量氫氣即存在數(shù)量龐大的新氫物流，很明顯，同樣重量的加氫原料油，煤焦油加氫過程的 氫耗量是石油基餾分油加氫精制過程氫耗量的3 5倍甚至更多，甚至可以達到石油基餾 分油加氫精制過程需要的新氫數(shù)量和循環(huán)氫數(shù)量的總和。而本發(fā)明的核心目的是利用該類 新氫物流的數(shù)量大、純度高(無硫化氫等雜質(zhì))的特點，形成烴加氫轉(zhuǎn)化過程組合工藝。當工廠同時建設(shè)低氫耗烴加氫轉(zhuǎn)化裝置(比如石油基餾分油中壓加氫精制裝置) 和高氫耗加氫轉(zhuǎn)化裝置(比如煤焦油基餾分油高壓加氫轉(zhuǎn)化裝置)時，按照現(xiàn)有技術(shù)將會 面臨以下局面因為兩種過程壓力相差通常很大，因此，從降低投資角度講，宜設(shè)兩個反應(yīng) 系統(tǒng)，選用各自合適的反應(yīng)壓力來完成預(yù)期的加氫反應(yīng)，但建兩套裝置投資較大。本發(fā)明提 出一種反應(yīng)過程氫耗量相差較大、反應(yīng)壓力相差較大的烴加氫轉(zhuǎn)化過程的組合方法，解決 上述問題。關(guān)于含有兩個或兩個以上的加氫轉(zhuǎn)化過程的組合工藝有多種，如US 2671754, US 3026260, US 3365388, US 3592758, US 3655551, US 5026472 所述方法，其共同特征是上游反應(yīng)區(qū)流出物分離過程所得的烴液體產(chǎn)品作為下游反應(yīng)區(qū)烴原料進行二次加氫轉(zhuǎn)化。中國 專利CN 10169668涉及一種在氫氣存在條件下將含重質(zhì)烴的物流轉(zhuǎn)變成含低沸點烴類物 流的方法，其第一反應(yīng)段主要轉(zhuǎn)化液流原料，第一段流出物在分離部分分離為氣流和液流， 氣流進入第二反應(yīng)段，第二反應(yīng)段主要轉(zhuǎn)化氣流中烴類。中國專利ZL專利號99103876. 2 涉及一種烴加氫轉(zhuǎn)化組合方法，其核心特征是第一反應(yīng)流出物的熱高壓分離氣依靠自身 壓力進入第二反應(yīng)部分，節(jié)省第二反應(yīng)部分的專用循環(huán)氫流量。以上專利均未涉及操作壓 力差異較大、氫耗量差異較大的烴加氫轉(zhuǎn)化過程的組合方法。本發(fā)明技術(shù)方案未見報道。本發(fā)明的目的在于提出一種組合方法，將操作壓力差異較大、氫耗量差異較大的 烴加氫轉(zhuǎn)化過程進行組合，具有減少高壓操作步驟、降低溶解氫損失的效果。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明一種兩段法高氮高芳烴中間餾分油加氫轉(zhuǎn)化方法，其特征在于包含以下步 驟①在第一反應(yīng)部分Rl，新氫FH和第一烴類原料Fl經(jīng)加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)生成一個含有 氫氣、烴類等組分的第一反應(yīng)流出物El ；②第一反應(yīng)流出物El在第一冷高壓分離部分Sl完成一個冷高壓分離過程，生成 一個含有第一反應(yīng)流出物El中大部分氫、大部分常規(guī)氣體烴組分及少部分常規(guī)液體烴組 分的第一冷高壓富氫氣體Vl和一個含有第一反應(yīng)流出物El中大部分常規(guī)液體烴組分的第 一冷高壓烴液Ll ；③將至少一部分所述第一冷高壓富氫氣體Vl導(dǎo)入步驟④所述的第二反應(yīng)部分 R2 ；④在第二反應(yīng)部分R2，第二烴類原料F2在氫氣存在條件下經(jīng)加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)生成 一個含有氫氣、烴類等組分的第二反應(yīng)流出物E2 ；⑤第二反應(yīng)流出物E2在第二冷高壓分離部分S2完成一個冷高壓分離過程，生成 一個含有第二反應(yīng)流出物E2中大部分氫、大部分常規(guī)氣體烴組分及少部分常規(guī)液體烴組 分的的第二冷高壓富氫氣體V2和一個含有第二反應(yīng)流出物E2中大部分常規(guī)液體烴組分的 第二冷高壓烴液L2。通常循環(huán)利用第二冷高壓富氫氣體V2，至少一部分(大部分至全部)所述第二冷 高壓富氫氣體V2返回第二反應(yīng)部分R2循環(huán)使用。為了自第二冷高壓富氫氣體V2中排出非氫組分，一部分第二冷高壓富氫氣體V2 經(jīng)過膜分離氫提濃部分得到一個提濃氫并返回并返回第二反應(yīng)部分R2循環(huán)使用。所述第二冷高壓富氫氣體V2的氫氣體積濃度通常不低于70 %、一般不低于75 %、 最好高于80%。為了充分發(fā)揮本發(fā)明效果通常第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量 氫耗量與第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分Rl的單位重量氫耗量之比大于2. 0。所述第二反應(yīng)部分R2的操作壓力高于第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力的差額通常 不低于3. OMPa、一般不低于5. OMPa0通常，第一烴類原料Fl主要由常規(guī)沸點范圍為100 550°C石油基烴類組成，第二烴類原料F2主要由常規(guī)沸點范圍為100 530°C煤焦油基烴類組成。所述第一反應(yīng)部分Rl的催化劑可以為不耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化劑。本發(fā)明各步驟的操作條件通常為①第一反應(yīng)部分Rl的操作溫度為250 480°C，操作壓力為3. 5 20. OMPa ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度在100°C以下；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循 環(huán)氫壓縮機；④第二反應(yīng)部分R2的操作溫度為250 480°C，操作壓力為3. 5 28. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度在100°C以下。本發(fā)明各步驟的操作條件一般為①第一反應(yīng)部分Rl的操作溫度為300 440°C，操作壓力為3. 5 15. OMPa ；②第一冷高壓分離部分Sl操作溫度為30 65°C ；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循環(huán) 氫壓縮機；④第二反應(yīng)部分R2的操作溫度為300 440°C，操作壓力為8. 0 25. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為30 65°C。本發(fā)明回收第二冷高壓烴液L2中溶解氫的步驟如下在第四分離部分S4，通過降低第二冷高壓烴液L2壓力，閃蒸形成一個在體積濃度 上主要由氫氣組成的第四氣體V4和一個主要由烴類組分組成的第四烴液L4;將至少一部 分第四氣體V4送至第一冷高壓分離部分與第一反應(yīng)流出物El接觸。第四氣體V4的氫氣 體積濃度通常不低于70%、一般不低于80%。本發(fā)明特別適合于石油基餾分油加氫精制過程與煤焦油基餾分油加氫轉(zhuǎn)化過程 的組合，各步驟的操作條件通常為①第一原料烴Fl為石油基餾分油，第一反應(yīng)部分Rl的操作條件為溫度為 250°C 480°C，壓力為3. 5 20. OMPa，加氫催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料 油體積比為400 1 2000 1 ；第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分Rl的單位重量氫耗量 小于2% ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度在100°C以下；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循 環(huán)氫壓縮機；④第二原料烴F2為煤焦油基餾分油，第二反應(yīng)部分R2的操作條件為溫度為 250 480°C，壓力為8. 0 25. OMPa ；加氫催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油 體積比為400 1 4000 1 ；第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大 于3% ；第二反應(yīng)部分R2的操作壓力比第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少3. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度在100°C以下。本發(fā)明特別適合于石油基餾分油加氫精制過程與煤焦油基餾分油加氫轉(zhuǎn)化過程 的組合，各步驟的操作條件一般為①石油基餾分油第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量小于 1. 5% ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度為35 60°C ；④煤焦油基餾分油第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大于 4. 5% ；第二反應(yīng)部分R2的操作壓力較第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少5. OMPa ；
⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為35 60°C。本發(fā)明特別適合于石油基餾分油加氫精制過程與煤焦油基餾分油加氫轉(zhuǎn)化過程 的組合，各步驟的操作條件較佳為①石油基餾分油第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量小于 1. 3% ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度為40 55°C ；④煤焦油基餾分油第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大于 5. 5% ；第二反應(yīng)部分R2的操作壓力比第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少7. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為40 55°C。本發(fā)明可以構(gòu)成二級加氫工藝①第一烴類原料Fl是第二反應(yīng)流出物E2的分餾 部分產(chǎn)品。本發(fā)明可以構(gòu)成煤焦油基餾分油加氫改質(zhì)過程與改質(zhì)柴油深度脫芳的二級加氫 工藝①第一烴類原料Fl是第二反應(yīng)流出物E2的分餾部分產(chǎn)品，第一烴類原料Fl主要 由低硫、低氮柴油組分構(gòu)成，第一反應(yīng)部分Rl的催化劑為不耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化 劑。④第二烴類原料F2為煤焦油基餾分油。本發(fā)明可以構(gòu)成第一烴類原料Fl的二級串聯(lián)加氫工藝①第三烴類原料F3是第一反應(yīng)流出物El的分餾部分產(chǎn)品。
具體實施例方式以下詳細描述本發(fā)明。本發(fā)明所述壓力為絕對壓力。本發(fā)明所述的常規(guī)沸點指的是物質(zhì)在一個大氣壓力下的汽液平衡溫度。本發(fā)明所述的常規(guī)氣體烴指的是常規(guī)條件下呈氣態(tài)的烴類，包括甲烷、乙烷、丙
焼、丁焼。本發(fā)明所述的常規(guī)液體烴指的是常規(guī)條件下呈液態(tài)的烴類，包括戊烷及其沸點更 高的烴類。本發(fā)明所述的雜質(zhì)組分指的是原料油中非烴組分的氫化物如水、氨、硫化氫、氯化
Si等ο本發(fā)明所述的組分的組成或濃度或含量或收率值，除非特別說明，均為重量基準值。本發(fā)明所述的比重，除非特別說明，指的是常壓、15. 6°C條件下液體密度與常壓、 15. 6 °C條件下水密度的比值。本發(fā)明所述的石腦油指的是常規(guī)沸點低于180°C的常規(guī)液體烴。本發(fā)明所述的柴油組分指的是常規(guī)沸點為180 355°C的烴類。本發(fā)明所述的蠟油組分指的是常規(guī)沸點為355 530°C的烴類。本發(fā)明所述的兩段法烴油加氫轉(zhuǎn)化過程，指的是原料烴轉(zhuǎn)化為最終產(chǎn)品的加氫處 理過程包含兩個加氫反應(yīng)系統(tǒng)(一段加氫反應(yīng)系統(tǒng)和二段加氫反應(yīng)系統(tǒng))和配套的加氫生成油分離部分(二段加氫生成油分離部分和可能存在的一段加氫生成油分離部分)。兩個 加氫反應(yīng)系統(tǒng)在原料油流程上形成總體串聯(lián)流程。加氫生成油分離部分將加氫生成油分離為窄餾分油品，通常使用分餾塔等設(shè)備。以下結(jié)合附圖詳細描述本發(fā)明。附

圖1是本發(fā)明第一種方案流程圖； 附圖2是本發(fā)明第二種方案流程圖。附圖是為了說明本發(fā)明而繪制的，但不能限定本發(fā)明的應(yīng)用范圍。本發(fā)明第一種方案如附圖1所示，沿管道1而來的第一烴類原料Fl與沿管道2 而來的新氫物流ra進入第一反應(yīng)部分Rl，在一定有效的操作條件下，完成第一加氫轉(zhuǎn)化反 應(yīng)，生成一個含有氫氣、烴類組分和可能的雜質(zhì)氣體的第一反應(yīng)流出物El ；第一反應(yīng)流出 物El沿管道4進入第一冷高壓分離部分Sl完成一個冷高壓分離過程，生成一個含有第一 反應(yīng)流出物El中大部分氫氣、雜質(zhì)氣體和常規(guī)氣態(tài)烴及少部分常規(guī)液態(tài)烴的第一冷高壓 富氫氣體Vl和一個含有第一反應(yīng)流出物El中大部分常規(guī)液態(tài)烴及溶解氫的第一冷高壓烴 液Ll ；第一冷高壓富氫氣體Vl沿管道6離開第一冷高壓分離部分Si，至少一部分所述第一 冷高壓富氫氣體Vl導(dǎo)入所述的第二反應(yīng)部分R2 ；圖中示出的是全部第一冷高壓富氫氣體 Vl導(dǎo)入第二反應(yīng)部分R2的情況。沿管道7而來的第二烴類原料F2與沿管道6而來的高壓 富氫氣體Vl以及可能使用的沿管道8而來的其它富氫氣體進入第二反應(yīng)部分R2，在一定有 效的操作條件下，完成第二加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)，生成一個含有氫氣、雜質(zhì)氣體和烴類組分的第二 反應(yīng)流出物E2 ；第二反應(yīng)流出物E2沿管道12進入冷高壓分離部分S2完成一個冷高壓分 離過程，通常通過降低第二反應(yīng)流出物E2溫度生成一個含有第二反應(yīng)流出物E2中大部分 氫氣、雜質(zhì)氣體和常規(guī)氣態(tài)烴及少部分常規(guī)液態(tài)烴的第二冷高壓富氫氣體V2和一個含有 第二反應(yīng)流出物E2中大部分常規(guī)液態(tài)烴及溶解氫的第二冷高壓烴液L2 ；第二冷高壓富氫 氣體V2沿管道14離開冷高壓分離部分S2，第二冷高壓烴液L2沿管道30離開冷高壓分離 部分S2。附圖2所示本發(fā)明組合方法與附圖1相比進一步的特征在于第二冷高壓富氫氣 體V2沿管道14離開冷高壓分離部分S2，至少一部分所述第二冷高壓富氫氣體V2返回第 二反應(yīng)部分R2和/或第一反應(yīng)部分R1，圖中示出的是第二冷高壓富氫氣體V2全部返回的 情況。按照附圖2，第二冷高壓富氫氣體V2返回反應(yīng)部分之前可能經(jīng)過脫吐5部分15進行 脫H2S處理形成脫的冷高壓富氫氣體，沿管16經(jīng)循環(huán)氫壓縮機增壓后作為循環(huán)氫沿管 8去第二反應(yīng)部分R2，一部分循環(huán)氫沿管17經(jīng)過膜分離部分得到的提濃氫與沿管20而來 的新氫混合，混合氣沿管2進入第一反應(yīng)部分Rl。管16中循環(huán)氫也可以全部進入第二反應(yīng) 部分R2，附圖2中示出的是管16中循環(huán)氫同時進入第一反應(yīng)部分Rl和第二反應(yīng)部分R2。 本發(fā)明使用的新氫，按照附圖2，沿管20經(jīng)新氫壓縮機增壓后去第一反應(yīng)部分R1。進一步的，在冷低壓分離部分S4完成一個第二冷高壓烴液L2冷低壓閃蒸過程沿 管30離開冷高壓分離部分S2的冷高壓烴液L3降低壓力，閃蒸形成一個主要由H2、常規(guī)氣 態(tài)烴組成的冷低壓氣體V4和一個主要由烴類組分組成的冷低壓烴液L4，冷低壓氣體V4沿 管32離開冷低壓分離部分S4,冷低壓烴液L4沿管33離開冷低壓分離部分S4。沿管33離 開第二冷低壓分離部分S4的冷低壓烴液L4在冷低壓分離部分S5完成一個冷低壓分離過 程，通過降低冷低壓烴液L4壓力形成一個在體積濃度上主要由H2組成的冷低壓富氫氣體V5和一個冷低壓烴液L5，冷低壓富氫氣體V5沿管35離開冷低壓分離部分S5，冷低壓烴液 L5沿管36離開冷低壓分離部分S5 ；將至少一部分冷低壓富氫氣體V4送至第一反應(yīng)部分Rl 或第二反應(yīng)部分R2使用，但本質(zhì)上是返回第二反應(yīng)部分R2使用。進一步的，沿管23離開第一冷高壓分離部分Sl的第一冷高壓烴液Li，在冷低壓 分離部分S3完成一個冷低壓分離過程通過降低第一冷高壓烴液Ll壓力，閃蒸形成一個在 體積濃度上主要由H2組成的冷低壓富氫氣體V3和一個主要由烴類組分組成的冷低壓烴液 L3，冷低壓氣體V3沿管沈離開冷低壓分離部分S3，冷低壓烴液L3沿管25離開冷低壓分離 部分S3。根據(jù)需要，在管道2、管道6系統(tǒng)使用壓縮機。本文中“烴加氫轉(zhuǎn)化過程” 一詞指的是烴類原料在消耗氫氣的條件下轉(zhuǎn)化為預(yù)期 產(chǎn)品烴類的過程，所述加氫轉(zhuǎn)化過程包括通常所述的加氫處理過程、加氫精制過程和加氫 裂化過程。加氫轉(zhuǎn)化過程反應(yīng)流出物通常包括氫氣、常規(guī)氣態(tài)烴、常規(guī)液態(tài)烴和雜質(zhì)氣體。本文所述“加氫精制過程”一詞指的是其原料重量轉(zhuǎn)化率不大于25%的加氫轉(zhuǎn)化 過程。一般所述“加氫精制過程”一詞指的是其原料重量轉(zhuǎn)化率不大于15%的加氫轉(zhuǎn)化過 程，特別地所述“加氫精制過程”一詞指的是其原料重量轉(zhuǎn)化率不大于10%的加氫轉(zhuǎn)化過 程。由于煤焦油中含有大量硫、氮、氧、金屬等，其以脫除硫、氮、氧、金屬為目標的精制 過程發(fā)生大量的“脫除雜質(zhì)元素形成的裂解反應(yīng)”，雖然其機制不同于石油基蠟油的加氫裂 解過程的主導(dǎo)反應(yīng)(比如長鏈斷裂)，然而從效果上將很難區(qū)分，因此為了防止概念混亂， 本文將煤焦油基烴類加氫轉(zhuǎn)化過程劃分為煤焦油加氫改質(zhì)過程和煤焦油加氫裂化過程。本發(fā)明所述“雜質(zhì)氣體” 一詞指的是包含于反應(yīng)流出物中的在反應(yīng)過程中產(chǎn)生的 非烴氣體，比如烴類原料中有機硫和/或有機氮加氫轉(zhuǎn)化產(chǎn)生的H2S和/或NH3這樣的氣 體。本文所述“常規(guī)沸點”一詞指的是物料在大氣壓力條件下的沸點溫度，除非特別注 明，本文所述沸點指的是常規(guī)沸點溫度。對于汽油及更輕的烴類可用ASTM-D86方法測定其 沸點溫度，對于重瓦斯油及更重的進料可用ASTM-D1160方法測試其沸點溫度。汽油沸點餾 程約為80 210°C，輕瓦斯油常規(guī)沸點餾程約為150 350°C，而重油為常規(guī)沸點餾程約為 350 540°C的瓦斯油以及沸點在350°C以上的渣油和沸點在550°C以上的減壓渣油，除非 特別注明，沸點餾程指的是從5%切割點到95%切割點的常規(guī)沸點溫度范圍。本文中“第一加氫轉(zhuǎn)化部分”一詞指的是，包含第一反應(yīng)部分Rl和第一冷高壓分 離部分Sl以及可能使用的分離步驟S3在內(nèi)的過程。本文中“第二加氫轉(zhuǎn)化部分”一詞指的是，包含第二反應(yīng)部分R2、第二冷高壓分離 部分S2以及可能使用的分離步驟S4、S5在內(nèi)的過程。需要說明的是，“第一加氫轉(zhuǎn)化部分”、“第二加氫轉(zhuǎn)化部分”詞語的使用只是為了 說明問題，并不對本發(fā)明的實際內(nèi)容構(gòu)成任何限定。本發(fā)明過程的第一烴類進料Fl可以是來自石油或煤或油母巖頁或石油砂或煤焦 油等任意合適的烴類。第一烴類原料Fl可為主要由沸點范圍為50 550°C烴類組成、特別 地是主要由300 530°C的烴類組成。更特別地，第一烴類進料Fl是來自第二反應(yīng)流出物 E2的分餾過程得到的烴類比如低硫、低氮、含較多芳烴的柴油餾分，此時，第一烴類進料Fl來自第二烴類原料F2，是存在于“第一加氫轉(zhuǎn)化部分”與“第二加氫轉(zhuǎn)化部分”之間的循環(huán) 物流。本發(fā)明過程的第二烴類進料F2可以是來自石油或煤或油母巖頁或石油砂或煤焦 油等任意合適的烴類。第二烴類原料F2可為主要由沸點范圍為50 550°C烴類組成，第 二烴類原料F2主要由沸點60°C 550°C的烴組成，特別地主要由100 500°C的煤焦油或 煤焦油餾分油組成。更特別地，第二反應(yīng)部分聯(lián)合加工第三烴類進料F3，第三烴類進料F3 為來自第一反應(yīng)流出物El的分餾過程得到的高沸點烴類比如低氧、低硫、低氮蠟油，也就 是說，第三烴類進料F3來自第一烴類原料F1，“第一加氫轉(zhuǎn)化部分”與“第二加氫轉(zhuǎn)化部分” 之間的存在油品串聯(lián)加工流程。對特定的加氫轉(zhuǎn)化組合過程，其第一反應(yīng)部分Rl的實際操作條件依賴于如進料 組成和工藝裝置過程功能這樣的條件，隨原料的性質(zhì)、預(yù)期的反應(yīng)深度和可能使用的催化 劑的性質(zhì)而變化。第一反應(yīng)部分Rl加氫轉(zhuǎn)化操作條件包括從如石腦油或輕瓦斯油等輕進 料中脫除一部分硫的加氫精制過程所需的緩和條件直至如高含蠟減壓塔底物料的加氫脫 硫或中壓加氫裂化過程的苛刻條件，其中包含低氫耗的煤焦油加氫轉(zhuǎn)化條件。緩和的加氫 精制條件為壓力低于3. 5MPa、溫度低于400°C、液時空速高于1. 0h_\氫油體積比為35 350、原料油單位重量氫耗量0. 05 0.5% ；苛刻的加氫轉(zhuǎn)化條件包括壓力為14.0 28. OMPa、溫度為400 480°C、液時空速為0. 2 0. 61Γ1、氫油體積比為1200 3600、原 料油單位重量氫耗量2. 0 3. 0% ；適中的加氫轉(zhuǎn)化條件范圍是3. 5 14. OMPa的壓力， 250 460°C的溫度，0. 4 池_1液時空速、氫油體積比為400 1500、原料油單位重量氫 耗量0. 5 2. 0%。本發(fā)明組合方法的加氫轉(zhuǎn)化過程的操作壓力推薦高于2. 5MPa。對特定的加氫轉(zhuǎn)化組合過程，其第二反應(yīng)部分R2的實際操作條件依賴于如進料 組成和工藝裝置過程功能這樣的條件，隨原料的性質(zhì)、預(yù)期的反應(yīng)深度和可能使用的催化 劑的性質(zhì)而變化。第二反應(yīng)部分R2加氫轉(zhuǎn)化操作條件包括從高耗氫原料如低溫煤焦油、中 溫煤焦油、蒽油、大流量石油基蠟油等進料中脫除一部分硫的加氫精制過程所需的緩和條 件直至加氫脫硫或中壓加氫裂化或加氫改質(zhì)過程的苛刻條件，其中包含煤焦油加氫轉(zhuǎn)化條 件。低溫煤焦油加氫改質(zhì)條件是8. 0 12. OMPa的壓力，250 460°C的溫度，0. 4 0. 81Γ1 液時空速、氫油體積比為800 1200、原料油單位重量氫耗量2. 5 3. 5%。中溫煤焦油加 氫改質(zhì)條件是15. 0 20. OMPa的壓力，300 460°C的溫度，0. 3 0. 液時空速、氫油 體積比為1800 3000、原料油單位重量氫耗量3. 5 4. 5%。高溫煤焦油蒽油加氫改質(zhì)條 件是15. 0 25. OMPa的壓力，330 460°C的溫度，0. 2 0. 41Γ1液時空速、氫油體積比為 2000 4000、原料油單位重量氫耗量5. 5 7. 5%。如果煤焦油采用加氫改質(zhì)和加氫裂化 兩級工藝加工，則原料油單位重量氫耗量進一步提高比如提高1. 0 2. 0%。公開的加氫轉(zhuǎn)化催化劑有多種，其中的一些合適的催化劑可以從制造商處購到。 第一反應(yīng)部分R1、第二反應(yīng)部分R2所用催化劑應(yīng)依原料組成和預(yù)期工藝目標而選擇，因 此，催化劑的組成變化范圍是很寬的。典型催化劑由分布(支撐)于無機物耐火載體上的 一種或多種金屬組份組成，催化劑上的金屬組分來自元素周期表中的VILV和VI族。被選 中的通常是Ni、Co、Mo、Cr、和W，有時還含有!^e和Pt，催化劑上的金屬的形態(tài)可以是金屬 元素或金屬氧化物或金屬硫化物或其它化合物。每種金屬含量通常是催化劑總量的0. 1 40wt%，盡管有些催化劑上金屬的含量超出上述范圍。金屬活性狀態(tài)為硫化物的催化劑，新
12制備催化劑的金屬化合物一般以氧化物形式使用，然后進行預(yù)硫化處理，該處理過程可在 使用場所之外進行，但最好在使用場所之內(nèi)進行，特別是在與實際應(yīng)用相似的條件下進行。 金屬組分可載附于無機非晶形載體上，如二氧化硅、氧化鋁或二氧化硅一氧化鋁。可以用各 種技術(shù)，包括浸漬、浸濕和共研糊，將金屬組分載附于耐高溫氧化物上。在加氫裂化中所用 的催化劑可以是非晶形的、沸石分子篩型的、或少摻沸石分子篩型的。已經(jīng)證明，Y型沸石 和現(xiàn)代改性的Y型沸石在石油基蠟油加氫裂化過程中是性質(zhì)優(yōu)良的催化劑。此外，可通過 本領(lǐng)域已知的任何技術(shù)，包括浸漬和離子交換，將金屬組分載附于沸石上。對于某些加氫裂 化過程來說，除沸石外，在催化劑中還可能使用非晶形二氧化硅一氧化鋁，以及在這類催化 劑中常常采用的粘合劑。按照本發(fā)明，通常第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量與第一 烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分Rl的單位重量氫耗量之比大于2. 0，可以得到特別好的效果。按照本發(fā)明，第一反應(yīng)部分Rl的操作溫度在250°C 480°C特別地在300 440°C 之間，第一反應(yīng)流出物El被冷卻降溫至100°C以下、一般為25 90°C、最好為30 60°C然 后進入第一冷高壓分離部分Sl中進行分離。按照本發(fā)明，來自第一冷高壓分離部分Sl的 第一冷高壓富氫氣體Vl的壓力應(yīng)盡量與第一反應(yīng)部分Rl的出口壓力接近，二者之間的壓 力差值應(yīng)依需求決定，一般不宜高于0. 8MPa、特別地應(yīng)不高于0. 6MPa。按照本發(fā)明，含有第一反應(yīng)流出物El中大部分氫氣、雜質(zhì)氣體、常規(guī)氣態(tài)烴和少 部分常規(guī)液態(tài)烴的第一冷高壓富氫氣體VI，通常經(jīng)壓縮機升壓進入了轉(zhuǎn)化第二烴類原料 F2的第二反應(yīng)部分R2中，第一冷高壓富氫氣體Vl的轉(zhuǎn)化物和未轉(zhuǎn)化物作為第二反應(yīng)流出 物E2的一部分與第二反應(yīng)部分R2的其它進料的轉(zhuǎn)化物最終進入了第二冷高壓分離部分 S2。因此本發(fā)明實現(xiàn)了氫氣的重復(fù)使用，并將第一反應(yīng)部分Rl產(chǎn)生的部分雜質(zhì)氣體和部分 常規(guī)氣態(tài)烴，與第二反應(yīng)部分R2產(chǎn)生的雜質(zhì)氣體和常規(guī)氣態(tài)烴集中在第二反應(yīng)流出物E2 中。按照本發(fā)明，第二反應(yīng)部分R2最好執(zhí)行第二烴類原料F2的高耗氫加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)。 按照本發(fā)明，第二反應(yīng)部分R2的操作溫度在250 480°C、特別地在300 440°C之間。按 照本發(fā)明，第二反應(yīng)流出物E2，在第二冷高壓分離部分S2分離為第二冷高壓富氫氣體V2 和第二冷高壓烴液L2。第二冷高壓分離部分S2的操作溫度在100°C以下、特別地一般為 25 90V、最好為30 60°C，第二冷高壓分離部分S2的操作壓力，應(yīng)與第二反應(yīng)部分R2 的出口壓力盡量接近，二者之間的壓力差值應(yīng)依需求決定，一般不高于1.5MPa、特別地不高 于1. OMPa、最好不高于0. 7MPa。按照本發(fā)明附圖2，可以將至少一部分第二冷高壓富氫氣體V2返回第一反應(yīng)部分 Rl或/和第二反應(yīng)部分R2循環(huán)使用。根據(jù)需要，特別是在第一反應(yīng)部分Rl執(zhí)行高硫原料 加氫脫硫反應(yīng)的情況下，第二冷高壓富氫氣體V2可能需要先經(jīng)脫H2S處理部分，生成一個 脫H2S的冷高壓富氫氣體并返回反應(yīng)部分，推薦的脫硫化氫方法為胺液吸收法。按照本發(fā) 明，返回反應(yīng)部分的來自冷高壓分離部分S2的氫氣物流的氫氣體積濃度不宜低于70%、特 別地不宣低于75%、最好不低于80%。按照本發(fā)明附圖2，進入第一反應(yīng)部分的冷低壓富氫氣體V4的氫氣體積濃度不宜 低于75%，特別地不宜低于80%，這些富氫氣體來自第二冷高壓烴液L2的分離步驟第二 冷高壓烴液L2降壓至2. 5 15. OMPa壓力條件下，在溫度一般為100°C以下、特別地降至
1325 85°C、最好是30 65°C的條件下，進入冷低壓分離部分S4，在此分離為冷低壓富氫氣 體V4和冷低壓烴液L4。按照本發(fā)明附圖2，第二冷高壓分離部分S2、冷低壓分離部分S4的操作條件，在推 薦的條件下，應(yīng)保證冷低壓富氫氣體V4中氫氣的體積濃度不小于75%或更高，其中，冷低 壓分離部分S4的溫度與第二冷高壓分離部分S2的溫度基本相同。本發(fā)明通過回收烴液L2 中的溶解氫，可降低裝置氫氣損失。按照本發(fā)明，冷低壓烴液L4在維持溫度基本不變的條件下，降壓至0. 5 5. OMPa 并形成氣、液混相物流，然后進入冷低壓分離部分S5并分離為冷低壓氣體V5和冷低壓烴液 L5。冷低壓分離部分S5的操作壓力，與冷低壓分離部分S3的操作壓力相比基本相同或略 高 0. 3 1. 4MPa。當不使用冷低壓分離部分S5步驟時，冷低壓烴液體L4可能直接導(dǎo)入諸如分餾這 樣的進一步加工過程中，但推薦使用低壓分離部分S5。新氫體積濃度宜大于90% (體積)、特別地大于95% (體積)、最好大于98% (體 積)。當?shù)谝环磻?yīng)部分使用貴金屬催化劑時，新氫中硫化氫體積含量應(yīng)低于IPRII。當不使用冷低壓分離部分S3步驟時，第一冷高壓烴液體Ll可能導(dǎo)入諸如分餾這 樣的進一步加工過程中，但推薦應(yīng)用低壓分離部分S3。本發(fā)明各步驟一般的溫度和壓力條件如下表
第一反應(yīng)部分Rl250 480°C 3. 5 20. OMPa
第一冷高壓分離部分Sl
20 70°C 3. 5 20. OMPa
冷低壓分離部分S3
20 70°C 0. 5 5. OMPa
第二反應(yīng)部分R2
250 480°C 3. 5 28. OMPa
冷高壓分離部分S2 20 70
3. 5 28. OMPa
冷低壓分離部分S4 20 70°C
3. 8 13·8Μ ^
冷低壓分離部分S5 20 70°C
本發(fā)明各步驟較好的溫度和壓力條件如下表
0. 5 5. OMPa
第一反應(yīng)部分Rl 第一冷高壓分離部分Sl
300 440°C 3. 5 15. OMPa
30 65°C 3. 5 15. OMPa
冷低壓分離部分S330 -0. 5 2.OMPa第二反應(yīng)部分R2300-440 0C8. 0- 25. OMPa冷高壓分離部分幻30--65 0C8. 0 25. OMPa冷低壓分離部分M30--65 °C3. 8 16. OMPa冷低壓分離部分S530--65 "C0. 5--3. OMPa典型的組合方案見表1，僅為舉例而用，并不對本發(fā)明的應(yīng)用構(gòu)成限定。
表1典型的組合方案
權(quán)利要求
1.一種烴加氫轉(zhuǎn)化組合方法，其特征在于，包含以下步驟①在第一反應(yīng)部分Rl，新氫FH和第一烴類原料Fl經(jīng)加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)生成一個含有氫氣、 烴類等組分的第一反應(yīng)流出物El ；②第一反應(yīng)流出物El在第一冷高壓分離部分Sl完成一個冷高壓分離過程，生成一個 含有第一反應(yīng)流出物El中大部分氫、大部分常規(guī)氣體烴組分及少部分常規(guī)液體烴組分的 第一冷高壓富氫氣體Vl和一個含有第一反應(yīng)流出物El中大部分常規(guī)液體烴組分的第一冷 高壓烴液Ll ；③將至少一部分所述第一冷高壓富氫氣體Vl導(dǎo)入步驟④所述的第二反應(yīng)部分R2；④在第二反應(yīng)部分R2，第二烴類原料F2在氫氣存在條件下經(jīng)加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)生成一個 含有氫氣、烴類等組分的第二反應(yīng)流出物E2 ；⑤第二反應(yīng)流出物E2在第二冷高壓分離部分S2完成一個冷高壓分離過程，生成一個 含有第二反應(yīng)流出物E2中大部分氫、大部分常規(guī)氣體烴組分及少部分常規(guī)液體烴組分的 的第二冷高壓富氫氣體V2和一個含有第二反應(yīng)流出物E2中大部分常規(guī)液體烴組分的第二 冷高壓烴液L2。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的組合方法，其特征進一步在于至少一部分第二冷高壓富氫 氣體V2返回第二反應(yīng)部分R2循環(huán)使用。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的組合方法，其特征進一步在于一部分第二冷高壓富氫氣體 V2經(jīng)過膜分離氫提濃部分得到一個提濃氫并返回第二反應(yīng)部分R2循環(huán)使用。
4.根據(jù)權(quán)利要求2所述的組合方法，其特征進一步在于第二冷高壓富氫氣體V2的氫 氣體積濃度高于70%。
5.根據(jù)權(quán)利要求2所述的組合方法，其特征進一步在于第二冷高壓富氫氣體V2的氫 氣體積濃度高于75%。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的組合方法，其特征進一步在于第二烴類原料F2在第二反應(yīng) 部分R2的單位重量氫耗量與第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分Rl的單位重量氫耗量之比 大于2. 0。
7.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于第二反應(yīng)部分R2的操作壓力比第 一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少3. OMPa0
8.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于第二反應(yīng)部分R2的操作壓力比第 一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少5. OMPa0
9.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于第一烴類原料Fl主要由常規(guī)沸點 范圍為100 550°C石油基烴類組成，第二烴類原料F2主要由常規(guī)沸點范圍為100 530°C 煤焦油基烴類組成。
10.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于第一反應(yīng)部分Rl的催化劑為不 耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化劑。
11.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10的組合方法，其特征進一步在于①第一反應(yīng)部分Rl的操作溫度為250 480°C，操作壓力為3.5 20. OMPa ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度在100°C以下；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循環(huán)氫 壓縮機；④第二反應(yīng)部分R2的操作溫度為250 480°C，操作壓力為3.5 28. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度在100°C以下。
12.根據(jù)權(quán)利要求11的組合方法，其特征進一步在于①第一反應(yīng)部分Rl的操作溫度為300 440°C，操作壓力為3.5 15. OMPa ；②第一冷高壓分離部分Sl操作溫度為30 65°C；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循環(huán)氫壓 縮機；④第二反應(yīng)部分R2的操作溫度為300 440°C，操作壓力為8.0 25. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為30 65°C。
13.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10的組合方法，其特征進 一步在于包括回收第二冷高壓烴液L2中溶解氫的步驟在第四分離部分S4，通過降低第二冷高壓烴液L2壓力，閃蒸形成一個在體積濃度上主 要由氫氣組成的第四氣體V4和一個主要由烴類組分組成的第四烴液L4;將至少一部分第 四氣體V4送至第一冷高壓分離部分與第一反應(yīng)流出物El接觸。
14.根據(jù)權(quán)利要求11的組合方法，其特征進一步在于包括如下回收第二冷高壓烴液 L2中溶解氫的步驟在第四分離部分S4，通過降低第二冷高壓烴液L2壓力，閃蒸形成一個在體積濃度上主 要由氫氣組成的第四氣體V4和一個主要由烴類組分組成的第四烴液L4;將至少一部分第 四氣體V4送至第一冷高壓分離部分與第一反應(yīng)流出物El接觸，第四氣體V4的氫氣體積濃 度不低于70%。
15.根據(jù)權(quán)利要求12的組合方法，其特征進一步在于包括如下回收第二冷高壓烴液 L2中溶解氫的步驟在第四分離部分S4，通過降低第二冷高壓烴液L2壓力，閃蒸形成一個在體積濃度上主 要由氫氣組成的第四氣體V4和一個主要由烴類組分組成的第四烴液L4;將至少一部分第 四氣體V4送至第一冷高壓分離部分與第一反應(yīng)流出物El接觸，第四氣體V4的氫氣體積濃 度不低于80%。
16.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10的組合方法，其特征進一步在于①第一原料烴Fl為石油基餾分油，第一反應(yīng)部分Rl的操作條件為溫度為250°C 480°C，壓力為3. 5 20. OMPa，加氫催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為400 1 2000 1 ；第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分Rl的單位重量氫耗量小于2%;②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度在100°C以下；不設(shè)置第一反應(yīng)部分專用循環(huán)氫 壓縮機；④第二原料烴F2為煤焦油基餾分油，第二反應(yīng)部分R2的操作條件為溫度為250 480°C，壓力為8. 0 25. OMPa ；加氫催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為400 1 4000 1 ；第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大于3%; 第二反應(yīng)部分R2的操作壓力比第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少3. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度在100°C以下。
17.根據(jù)權(quán)利要求16的組合方法，其特征進一步在于①第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量小于1. 5% ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度為35 60°C ；④第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大于4.5% ；第二反應(yīng)部分 R2的操作壓力較第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少5. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為35 60°C。
18.根據(jù)權(quán)利要求17的組合方法，其特征進一步在于①第一烴類原料Fl在第一反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量小于1.3% ；②第一冷高壓分離部分Sl的操作溫度為40 55°C；④第二烴類原料F2在第二反應(yīng)部分R2的單位重量氫耗量大于5.5% ；第二反應(yīng)部分 R2的操作壓力比第一反應(yīng)部分Rl的操作壓力高至少7. OMPa ；⑤第二冷高壓分離部分S2的操作溫度為40 55°C。
19.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于①第一烴類原料Fl是第二反應(yīng)流出物E2的分餾部分產(chǎn)品，第一烴類原料Fl主要由低 硫、低氮柴油組分構(gòu)成，第一反應(yīng)部分Rl的催化劑為不耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化劑。
20.根據(jù)權(quán)利要求16的組合方法，其特征進一步在于①第一烴類原料Fl是第二反應(yīng)流出物E2的分餾部分產(chǎn)品，第一烴類原料Fl主要由低 硫、低氮柴油組分構(gòu)成，第一反應(yīng)部分Rl的催化劑為不耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化劑。
21.根據(jù)權(quán)利要求17的組合方法，其特征進一步在于①第一烴類原料Fl是第二反應(yīng)流出物E2的分餾部分產(chǎn)品，第一烴類原料Fl主要由低 硫、低氮柴油組分構(gòu)成，第一反應(yīng)部分Rl的催化劑為不耐硫的深度脫芳烴貴金屬催化劑。
22.根據(jù)權(quán)利要求1的組合方法，其特征進一步在于①第三烴類原料F3是第一反應(yīng)流出物El的分餾部分產(chǎn)品。
全文摘要
一種烴加氫轉(zhuǎn)化過程組合方法，新氫FH和第一烴類原料F1在第一反應(yīng)部分R1所得第一反應(yīng)流出物E1在第一冷高壓分離部分S1分離為第一冷高壓富氫氣體V1和第一冷高壓烴液L1；至少一部分V1進入加工第二烴類原料F2的第二反應(yīng)部分R2，第二反應(yīng)流出物E2在第二冷高壓分離部分S2分離為第二冷高壓富氫氣體V2和第二冷高壓烴液L2。本發(fā)明還包括回收L2中溶解氫的步驟。本發(fā)明有節(jié)省高壓操作步驟、降低氫耗等顯著效果，適合于中低壓低氫耗烴加氫過程(如石油基汽柴油加氫精制、蠟油加氫脫硫、低硫柴油加氫脫芳過程)與高壓高耗氫烴加氫過程(比如煤焦油加氫過程)的組合。
文檔編號C10G67/02GK102146298SQ201110046748
公開日2011年8月10日 申請日期2011年2月19日 優(yōu)先權(quán)日2011年2月19日
發(fā)明者何巨堂 申請人:何巨堂