專利名稱：一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法
技術領域：
本發明涉及一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法，一段加氫生成油高沸點裂化原料 在二段通過串聯的二段第一反應區2R1 (高沸點蠟油餾分裂化反應區)和二段聯合加氫裂 化反應區2RU(低沸點蠟油餾分裂化反應區)，一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO (低沸 點蠟油餾分和或重柴油餾分)引入二段聯合加氫裂化反應區2RU ；將二段加氫生成油高沸 點裂化原料引入2R1，將二段加氫生成油低沸點裂化原料引入二段第二反應區2RU實現循 環裂化。特別地講，本發明涉及一種以中溫煤焦油或中溫煤焦油重餾分或蒽油為原料制備 柴油組分的加氫轉化過程。
背景技術：
以高芳烴油如中溫煤焦油或中溫煤焦油重餾分或蒽油為第一原料烴，采用先加氫 精制后加氫裂化的兩段法生產柴油組分的過程，通常一段加氫精制生成油中包含重蠟油組 分、輕蠟油組分和重柴油組分，在完成重蠟油組分和輕蠟油組分加氫裂化生產柴油的情況 下，按照現有技術，存在如下工程技術問題
①按照聯合加工技術方案，一段加氫精制生成油中的重蠟油組分和輕蠟油組分的 混合物進入同一加氫裂化反應區，必然使用同一種加氫裂化催化劑，不可能同時對重蠟油 組分和輕蠟油組分構成最佳操作條件，在完成一段加氫精制生成油重蠟油組分加氫裂化生 產柴油的同時，必然造成一段加氫精制生成油輕蠟油組分的過度裂化(因為催化劑裂解活 性相對高、反應溫度相對高、催化劑空速相對低)，增加附加氫耗、降低柴油收率；特別是對 于一段加氫精制生成油中輕蠟油組分收率高的情況(比如中溫焦油加氫精制生成油)，此 缺點更為顯著；
②按照分別獨立加工技術方案，建設兩套裝置，工程投資巨大，特別是裝置規模較 小時，此缺點更為顯著。
本發明所述技術方案的高芳烴油兩段法加氫轉化方法，未見報道。
因此，本發明的第一目的在于提出一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法，第一原料 烴的加氫生成油高沸點裂化原料在二段串聯通過第一加氫裂化反應區2R1和二段聯合加 氫裂化反應區2RU，第一原料烴的加氫生成油低沸點裂化原料通過二段聯合加氫裂化反應 區2RU，以降低二次裂解反應。
本發明的第二目的在于提出一種兩段法煤焦油加氫轉化方法。 發明內容
本發明一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法，其特征在于包含以下步驟
①在一段加氫反應部分，在氫氣和一段加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴 (高芳烴油)完成一段加氫精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴和常規液體烴組成的一 段加氫反應流出物IRP ；
②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一段冷高壓分離部分分離為一段冷高分油ILL和一段冷高分氣ILV ；—段冷高分油ILL用作一段加氫生成 油；
③在一段加氫生成油分離部分，分離一段加氫生成油得到一段加氫生成油高沸點 裂化原料IHBO和一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO ；
④在二段加氫反應部分，至少一部分IHBO進入二段第一反應區2R1與二段第一 加氫裂化催化劑2R1C接觸完成二段第一加氫裂化反應轉化為二段第一反應區反應流出物 2R1P，2R1P和至少一部分ILBO進入二段聯合加氫裂化反應區2RU與二段聯合加氫裂化催化 劑2RUC接觸完成二段聯合加氫裂化反應，得到二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM。
二段加氫生成油高沸點裂化原料2HB0循環裂化時，本發明的特征進一步在于⑤ 在二段加氫生成油分離部分，分離二段加氫生成油得到二段加氫生成油高沸點裂化原料 2HB0 ；至少一部分2HB0進入二段第一反應區2R1與二段第一加氫裂化催化劑2R1C接觸。
二段加氫生成油低沸點裂化原料2LB0循環裂化時，本發明的特征進一步在于 ⑤在二段加氫生成油分離部分，分離二段加氫生成油得到二段加氫生成油低沸點裂化原 料2LB0 ；至少一部分2LB0進入二段聯合加氫裂化反應區2RU與二段聯合加氫裂化催化劑 2RUC接觸。
二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM與一段加氫反應流出物進行聯合分離時，本 發明的特征進一步在于④二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM進入步驟②與一段加氫反 應流出物混合。
本發明的操作條件一般為
①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為觀0 480°C、壓 力為6. 0 30. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 05 IShr—1、氫氣/原料油體積比 為 400 1 4000 1 ；
③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于425°C的烴類組成； 一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點355 425°C的烴類組成；
④二段第一反應區2R1操作條件為溫度為280 460°C、壓力為6. 0 30. OMPa、 二段第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0. 05 15hr_\氫氣/原料油體積比為 400 1 4000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為270 420°C、壓 力為6. 0 30. OMPa、二段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 Mhr—1、氫氣/原 料油體積比為400 1 4000 1。
本發明的操作條件通常為
①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓 力為12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積 比為800 1 3000 1 ；一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于IOOPRii，一段加氫 生成油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；
③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于390°C的烴類組成； 一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點為335 390°C的烴類組成；
④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第 一反應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂 化催化劑2R1C體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二 段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
當一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO包含重柴油組分時，本發明的特征進一 步在于
①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓 力為12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積 比為800 1 3000 1 ；一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于IOOPRii，一段加氫 生成油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；
③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于375°C的烴類組成； 一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點為335 375°C的烴類組成；
④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第 一反應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂 化催化劑2R1C體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二 段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二 段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0.05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
ILBO先獨立加氫裂化、然后進行聯合加氫裂化時，本發明的特征進一步在于③ 部分ILBO進入二段第二反應區2R2與ILBO第二加氫裂化催化劑2R2C接觸完成ILBO第二 加氫裂化反應轉化為二段第二反應區反應流出物2R2P，2R2P進入二段聯合加氫裂化反應 區2RU與二段聯合加氫裂化催化劑2RUC接觸。
二段第二反應區2R2操作條件一般為④二段第二反應區2R2使用ILBO第二加氫 裂化催化劑2R2C，二段第二反應區2R2操作條件為溫度為270 420°C、ILBO第二加氫裂 化催化劑2R2C體積空速為0. 05 l^ir—1、氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1。
二段第二反應區2R2操作條件通常為④二段第二反應區2R2的ILBO第二加氫裂 化催化劑2R2C的體積空速為0. 5 Shi·—1。
當一段熱高分油IRPL柴油含量很低時，本發明的特征進一步在于
②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一段熱高壓分離 部分分離為一段熱高分油IRPL和一段熱高分氣1RPV，至少一部分IRPV進入一段冷高壓分 離部分；至少一部分一段熱高分油IRPL進入二段第一反應區2R1與第一加氫裂化催化劑 2R1C接觸。
當一段熱高分油IRPL進入二段第一反應區2R1時，本發明的特征進一步在于④ 一段熱高分油IRPL主要由常規沸點高于335°C的烴類組成，一段熱高分油IRPL中常規沸點 高于335°C的烴類重量濃度通常大于0. 80、最好大于0. 90。
當一段熱高分油IRPL進入二段第一反應區2R1時，為了降低其中的柴油含量，本 發明的特征進一步在于①第一原料烴為煤焦油；②一段熱高分油IRPL與氫氣物流ra完 成接觸并分離為氣體FHP和一段脫輕組分熱高分油IRPLP ；至少一部分一段脫輕組分熱高分油IRPLP進入二段第一反應區2R1與第一加氫裂化催化劑2R1C接觸。
當二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM與一段熱高分氣IRPV聯合分離時時，本發 明的特征進一步在于②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一 段熱高壓分離部分分離為一段熱高分油IRPL和一段熱高分氣1RPV，至少一部分IRPV進入 一段冷高壓分離部分；④二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM進入步驟②與一段熱高分氣 IRPV混合。
具體實施方式
以下詳細描述本發明。
本發明所述壓力為絕對壓力。
本發明所述的常規沸點指的是物質在一個大氣壓力下的汽液平衡溫度。
本發明所述的常規氣體烴指的是常規條件下呈氣態的烴類，包括甲烷、乙烷、丙焼、丁焼。
本發明所述的雜質組分指的是原料油中非烴組分的加氫物如水、氨、硫化氫、氯化Si等。
本發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。
本發明所述的常規液體烴指的是常規條件下呈液態的烴類，包括戊烷及其沸點更 高的烴類。
本發明所述的比重，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。
本發明所述的石腦油指的是常規沸點低于200°C的常規液體烴。
本發明所述的柴油組分指的是常規沸點為200 355°C的烴類。
本發明所述的蠟油組分指的是常規沸點為355 530°C的烴類。
本發明所述高芳烴油(第一原料烴)，指的是芳烴含量較高的烴油，其加氫生成油 重蠟油餾分和輕蠟油餾分的組成差別較大。
本發明的一個重要目標是在低的裂化率前提下，對加氫生成油重蠟油餾分進行 加氫裂化生產優質柴油組分。
本發明的又一個重要目標是在對加氫生成油重蠟油餾分進行加氫裂化生產優質 柴油組分的同時，經濟的對加氫生成油輕蠟油餾分(特別是對柴油高沸點餾分)實現低裂 化率前提下的加氫裂化。
本發明所述高芳烴油(第一原料烴)，可以是來自煤熱解或其它過程的蒽油或高 沸點煤焦油或煤焦油高沸點餾分，通常包含第一原料烴輕餾分FLO和第一原料烴重餾分 FH0,第一原料烴輕餾分FLO主要由常規沸點低于320°C的組分組成，第一原料烴重餾分FHO 主要由常規沸點高于320°C的組分組成。
本發明所述高芳烴油(第一原料烴)，其第一原料烴重餾分FHO主要由常規沸點 介于320 500°C的組分組成，如果高密度高芳烴油中含有常規沸點高于500°C甚至高于 530°C的組分，為了保證高密度高芳烴油加氫精制過程催化劑運行周期，需要將這些不適宜 加氫精制的組分分離為殘液進行有關加工(比如焦化)或利用。
根據需要，本發明設置第一原料烴分離部分，將第一原料烴分離為第一原料烴輕 餾分FLO、第一原料烴重餾分FHO和可能存在的殘液，第一原料烴輕餾分FLO主要由常規沸 點低于320°C的組分組成，第一原料烴重餾分FHO主要由常規沸點高于320°C的組分組成。 第一原料烴分離部分，通常采用減壓蒸餾的分離方式以降低過程溫度、減緩縮合與結焦，其 減壓蒸餾塔塔頂操作壓力(絕對壓力)通常低于0. 06MPao
由于原煤性質和煉焦工藝條件均在一定范圍內變化，本發明所述第一原料烴的性 質也在一定范圍內變化。本發明所述第一原料烴的性質，常規沸點一般為210 500°C或 更高，比重通常為1. 00 1. 25或更高，水含量通常為0. 2 5. 0%，通常金屬含量為2 80PPm、硫含量為0. 4 1. 0%、氮含量為0. 6 1. 4%、氧含量為0. 4 4. 0%。
在本發明所述高芳烴油(第一原料烴)的一段加氫精制過程中，水是不利的組分， 一方面，在第一原料烴進入一段加氫精制反應器前的加熱升溫過程中，水的存在會加劇高 密度高芳烴中酸類對管道、設備等的腐蝕，腐蝕產生的鐵等金屬離子進入一段加氫精制反 應器，為保證預期的操作周期，必須使用更多的加氫脫金屬催化劑(保護劑)同時增加氫耗 量；另一方面，原料水含量的增加將提高反應過程水蒸汽分壓，對催化劑性能穩定性和長周 期運行不利。因此，在第一原料烴進入一段加氫精制反應部分之前，通常進行脫水處理以盡 可能地降低水含量，脫水的方法不受限制。
第一原料烴通常還含有有害固體顆粒(比如直徑大于10 20微米的固體顆粒)， 為了防止有害固體顆粒損壞加氫精制原料油高壓輸送泵和沉積在一段加氫精制催化劑床 層上，通常在脫水前、后的適當溫度條件下進行過濾。
本發明建議第一原料烴進入一段加氫精制催化劑床層之前(通常在所述第一原 料烴分離部分)進行脫水及過濾處理。
本發明所述第一原料烴，可以是所述煤焦油或所述煤焦油餾分或所述煤焦油熱加 工(比如焦化、減粘等熱加工)等過程所得餾分或它們的混合物，但必須是適宜加氫轉化的 組分。
本發明所述第一原料烴重餾分FHO和第一原料烴輕餾分FL0，必須是適宜加氫轉 化的餾分。
按照本發明，在一段第一反應區，在氫氣和一段第一加氫精制催化劑存在條件下， 第一原料烴輕餾分FLO完成一段第一加氫精制反應過程，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常 規液體烴組成的一段第一加氫精制反應流出物1R1P。
第一原料烴輕餾分FLO與第一原料烴重餾分FHO相比，分子平均碳數較少，膠質含 量較少，起始反應溫度較低，適宜的催化劑性質差別較大，本發明將第一原料烴輕餾分FLO 引入一段第一反應區IRl與一段第一加氫精制催化劑IRlC接觸，將第一原料烴重餾分FHO 引入一段第二反應區1R2與一段第二加氫精制催化劑1R2C接觸，一段第一反應區反應流出 物IRlP串聯通過一段第二反應區1R2，改善一段第二反應區1R2原料油性質和反應條件，一 段第二反應區反應流出物1R2P作為一段加氫反應流出物IRP使用。當將芳香度低的氫含 量高的烴油例如來自煤焦油加氫生成油的烴組分引入一段第一反應區IRl時，一段加氫反 應部分反應總體過程的原料油性質被顯著改善了，在降低一段冷高分油密度的同時，也有 利于延長一段加氫反應過程的操作周期、提高一段加氫反應過程穩定性或優化一段加氫反 應部分操作條件(比如降低停工飛溫風險、加工廉價劣質原料、實現不同餾分分類加工)。
為了改善一段加氫反應部分原料油性質、延緩結焦速度、延長操作周期，本發明應 用于第一原料烴煤焦油加氫轉化時，可以加工第二原料烴。第二原料烴可以是任一種合適 的烴，可以是石油基烴或頁巖油基烴或煤焦油基烴。第二原料烴也可以是來自第一原料烴 加氫轉化過程產生的含烴物流比如一段熱高分油或一段冷高分油或一段冷高分油分離所 得油品或二段熱高分油或二段冷高分油或二段熱低分油或二段冷低分油或二段加氫生成 油分離所得窄餾分油(通常為沸點最高者)，此時本發明存在烴油循環流程。使用合適的第 二原料烴，通過改善一段加氫反應部分總體原料的性質，可以改善一段加氫反應部分的操 作條件。
本發明所述的第一原料烴輕餾分FLO完成的一段第一加氫精制反應過程一詞，指 的是在氫氣和合適的一段第一加氫精制催化劑存在條件下第一原料烴輕餾分FLO發生的 加氫精制反應過程，其最低的反應深度應具備最低限度的工業意義即為第二加氫精制反 應部分提供合適的原料油，應根據第一原料烴輕餾分FLO性質和一段第二加氫精制催化 劑性質的要求確定一般該過程第一原料烴輕餾分FLO的殘炭脫除率大于50%、通常大于 70 %、最好大于85 %，通常第一原料烴輕餾分FLO在一段第一加氫精制反應過程的單位重 量氫氣消耗量是與其在一段第二加氫精制反應過程的單位重量氫氣消耗量之比值通常為 0. 1 3. 0、最好為0. 3 1. 5。
所述的一段第一加氫精制反應過程，因原料性質(金屬含量、氧含量、硫含量、氮 含量、芳烴含量、餾程、比重)的不同和加氫精制深度(加氫脫金屬、加氫脫氧、加氫脫硫、加 氫脫氮、加氫飽和、一定程度的加氫精制性“裂化”)的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應 根據具體的過程條件確定。
所述的一段第一加氫精制催化劑IRlC可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯組 合或混裝。一段第一加氫精制催化劑IRlC可以是石油煉制柴油和/或蠟油的加氫精制過 程使用的加氫脫硫劑、加氫脫氮劑、加氫芳烴飽和劑等加氫精制催化劑及其組合。由于煤焦 油金屬含量通常較高，故通常在一段第一加氫精制反應過程(通常位于反應過程的前部) 使用加氫保護劑(加氫脫金屬劑)。
所述的一段第一反應區1R1，根據需要可以將任一種補充硫加入該反應部分，以 保證必須的最低硫化氫濃度，保證反應過程的催化劑必須的硫化氫分壓不低于最低的必須 值比如500PRI1或lOOOPRii。所述的補充硫可以是含硫化氫或可以轉化為硫化氫的對煤焦 油加氫過程無不良作用的物料，比如含硫化氫的氣體或油品，或與高溫氫氣接觸后轉化為 硫化氫的二硫化碳或二甲基二硫等。
按照本發明，在一段第二反應區1R2，在氫氣和一段第二加氫精制催化劑1R2C存 在條件下，一段第一加氫精制反應流出物IRlP和第一原料烴重餾分FHO完成一段第二加氫 精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的一段第二加氫精制反應流出物 1R2P。
本發明所述的第一原料烴重餾分FHO完成的一段第二加氫精制反應過程一詞，指 的是在氫氣和合適的一段第二加氫精制催化劑1R2C存在條件下第一原料烴重餾分FHO發 生的加氫精制反應過程，其最低的反應深度應具備最低限度的工業意義即為后續的加氫 裂化反應過程提供合適的原料油，應根據第一原料烴重餾分FHO性質和一段第二加氫精制 催化劑1R2C性質的要求確定一般該過程第一原料烴重餾分FHO的殘炭脫除率大于50%、通常大于70%、最好大于85%。
所述的一段第二加氫精制反應過程，因原料性質(金屬含量、氧含量、硫含量、氮 含量、芳烴含量、餾程、比重)的不同和加氫精制深度(加氫脫金屬、加氫脫氧、加氫脫硫、加 氫脫氮、加氫飽和、一定程度的加氫精制性“裂化”)的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應 根據具體的過程條件確定。
所述的一段第二加氫精制催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯組合或 混裝。一段第二加氫精制催化劑可以是石油煉制柴油和/或蠟油的加氫精制過程使用的加 氫脫硫劑、加氫脫氮劑、加氫芳烴飽和劑等加氫精制催化劑及其組合。由于煤焦油金屬含量 通常較高，故通常在一段第二加氫精制反應過程(通常位于反應過程的前部)使用加氫保 護劑(加氫脫金屬劑)。
按照本發明，經過一段第一反應區和一段第二反應區，在優選的操作條件下，可以 達到的目標是加氫石腦油的氮含量(平均值)一般低于IOOPRii、通常低于30PRI1、最好低 于IOPRii ；加氫柴油的十六烷值(平均值)比高密度高芳烴油同沸點組分十六烷值(平均 值)提高10以上、最好提高15以上。
按照本發明，在一段熱高壓分離部分，一段第二加氫精制反應流出物1R2P分離為 一段熱高分油IHL和一段熱高分氣1HV，其目的是使一段第二加氫精制反應流出物1R2P中 的部分高沸點餾分(存在于一段熱高分油IHL中)不通過一段冷高壓分離部分、即不進入 一段冷高分油ILL中以降低一段冷高分油ILL的密度或芳烴含量，同時可以避免其在一段 冷高壓分離部分存在的水冷或空冷降溫過程發生的熱損失。
按照本發明，在一段冷高壓分離部分，至少一部分一段加氫反應部分反應流出物 IRP分離為一段冷高分油ILL、一段冷高分氣ILV和一段冷高分水1LW，一段冷高分水ILW中 水組分來源于一段加氫精制反應過程的生成水和或外部洗滌水。
在一段冷高壓分離部分，如果第一原料烴氧含量足夠高或氮含量足夠低使得一段 第二加氫精制反應流出物1R2P含有足夠多的水因此不需要外部沖洗水時，可以不加入外 部沖洗水，但是這種情況是少見的。
在一段冷高壓分離部分，一段加氫反應部分反應流出物IRP通常先降低溫度(一 般是與一段反應部分原料換熱)至約220 100°C (該溫度應高于一段加氫反應部分反應 流出物IRP中硫加氫氨結晶溫度)，然后與加入的洗滌水混合形成注水后一段加氫反應部 分反應流出物1RPW。洗滌水用于吸收一段加氫反應部分反應流出物IRP中的氨及可能產生 的其它雜質如氯化氫等，而吸收氨后的水溶液必然吸收一段加氫反應部分反應流出物IRP 中的硫化氫。所述一段冷高壓分離部分包含注水后一段加氫反應部分反應流出物IRPW的 冷卻、分離步驟，所述的注水后一段加氫反應部分反應流出物RPW通常先降低溫度(通常使 用空氣冷卻器和或水冷卻器)至約30 70°C、最好30 60°C，在此降溫過程中，注水后一 段加氫反應部分反應流出物IRPW中水蒸汽逐漸冷凝為液相，吸收注水后一段加氫反應部 分反應流出物IRPW中的氨并進一步吸收注水后一段加氫反應部分反應流出物RPW中的硫 化氫，形成一段冷高分水ILW液體。最終所述注水后一段加氫反應部分反應流出物IRPW冷 卻并在一段冷高壓分離器中分離為一個在體積上主要由氫氣組成的一段冷高分氣ILV氣 體、一個主要由常規液體烴組成的一段冷高分油ILL液體和一個主要由水組成的含氨的一 段冷高分水ILW液體。所述一段冷高分水1LW，其中氨的含量一般為1 15% (w)，最好為3 8% (w)0洗滌水注入量的確定原則是，一方面，洗滌水注入一段加氫反應部分反應流 出物RP后分為汽相水和液相水，液相水量必須大于零，最好為洗滌水總量的30%或更多， 以防止水全汽化；另一方面，注入洗滌水的直接目的是在一段冷高壓分離部分吸收一段加 氫反應部分反應流出物RP中的氨，防止一段加氫反應部分反應流出物RP的氨濃度太高， 在反應系統積聚，降低催化劑活性，通常一段冷高分氣ILV的氨濃度越低越好，一般不大于 200PRI1，最好不大于50PRI1 ；再一方面，洗滌水的另一直接目的是同時吸收一段加氫反應部 分反應流出物RP中的硫化氫，防止一段加氫反應部分反應流出物IRP的冷卻降溫過程形成 硫加氫氨或多硫氨結晶堵塞換熱器通道，增加系統壓力降。所述的一段冷高壓分離部分，其 一段冷高壓分離器操作壓力為一段反應區壓力減去實際壓力降，一段冷高壓分離器壓力與 一段反應區壓力的差值，不宜過低或過高，一般為0. 5 1. 2MPa,最好為0. 5 0. 8MPa。所 述的一段冷高分氣ILV氣體，其氫氣濃度值，不宜過低(導致裝置操作壓力上升)，一般應 不低于70% (v)，宜不低于80% (v)，最好不低于85% (ν)。按照本發明，如前所述至少一 部分、通常為85 100%的所述一段冷高分氣ILV進入加氫反應過程使用。為了提高裝置 投資效率，必須保證一段冷高分氣ILV氫濃度不低于前述的低限值，為此，根據具體的原料 性質、反應條件、產品分布，可以排除一部分所述一段冷高分氣1LV(以下簡稱一段冷高分 氣排放氣)以排除反應產生的甲烷、乙烷。對于一段冷高分氣排放氣，可以采用常規的膜分 離工藝或變壓吸附工藝或油洗工藝實現氫氣與非氫氣體組分分離，并將回收的氫氣用作新 Μ,ο
按照本發明，所述的一段加氫反應流出物分離部分，指的是將至少包含一段冷高 分油ILL的原料分離為加氫生成油和循環氫的步驟。
在本發明一段冷高分油分離部分，一段冷高分油ILL被分離為兩個或多個窄餾分 油品，部分窄餾分油品可以循環至一段第一反應區或一段第二反應區與加氫精制催化劑接 觸構成“循環流程”。
本發明存在一段熱高分油IHL時，在一段熱高分油分離部分，分離為兩個或多個 窄餾分油品，部分窄餾分油品可以循環至一段第一反應區或一段第二反應區與加氫精制催 化劑接觸構成“循環流程”。
本發明的一段冷高分油分離部分和一段熱高分油分離部分，可以部分或全部共用。
本發明所述一段加氫生成油分離部分一詞，指的是將包含一段冷高分油ILL和或 可能存在的一段熱高分油IHL的總體原料分離為兩個或多個窄餾分油品的部分，部分窄餾 分油品可以循環至一段第一反應區或一段第二反應區與加氫精制催化劑接觸構成“循環流壬口 ”fe ο
按照本發明，當二段加氫生成油和一段加氫生成油進行聯合分離時，二段加氫生 成油高沸點裂化原料2HB0與一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO已經一體化，二段加氫 生成油低沸點裂化原料2LB0與一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO已經一體化。
以下詳細描述本發明的二段第一反應區2R1。
在二段加氫反應部分，至少一部分IHBO進入二段第一反應區2R1與二段第一加 氫裂化催化劑2R1C接觸完成二段第一加氫裂化反應轉化為二段第一反應區反應流出物 2R1P0
所述二段第一反應區2R1，因其原料(加氫精制重油)性質(氮含量、芳烴含量) 的不同和預期的加氫裂化反應深度的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應根據具體的過 程條件確定。
二段第一反應區2R1，使用的加氫裂化催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的 串聯組合和混裝。加氫裂化催化劑可以是合適的石油煉制過程柴油(包括劣質柴油)和/ 或蠟油/或重油的加氫裂化過程使用的加氫裂化催化劑(包括緩和裂化催化劑)及其組I=I O
如上所述二段第一反應區2R1，可以選用不摻合分子篩的無定形(硅鋁)加氫裂化 催化劑或少量摻合分子篩的無定形(硅鋁)加氫裂化催化劑，以盡可能增強對原料中有機 氮化物的適應能力，提高柴油組分產率，也可以使用加氫精制催化劑和加氫裂化催化劑及 后精制催化劑進行級配。
本發明所述二段第一加氫裂化反應一詞，指的是在氫氣和合適的催化劑存在條件 下，IHBO發生的耗氫的反應過程(通常包含裂化反應)，其最低的反應深度應具備最低限度 的工業意義比如生產預期性質的柴油餾份，應根據HBO性質、預期柴油餾份性質和加氫裂 化催化劑2R1C性能確定以期提高柴油餾份十六烷值、降低柴油餾份密度至預期目標，同 時兼顧液體收率，該過程裂化轉化率一般為20 80%、通常為35 65%。
以下詳細描述本發明的二段聯合加氫裂化反應區2RU。
按照本發明，二段聯合加氫裂化反應區2RU使用二段聯合加氫裂化催化劑2RUC。 二段聯合加氫裂化催化劑2RUC應具有以下功能
①當二段第一反應區反應流出物2R1P中柴油組分進入二段聯合加氫裂化反應區 2RU時，二段聯合加氫裂化催化劑2RUC對聯合加氫生成油柴油組分具有低裂化率(裂化率 低于10%甚至低于5% ) ；二段聯合加氫裂化催化劑2RUC可以是部分催化劑活性中心的設 計目標是對2R1P中柴油組分具有低裂化率(裂化率低于15%甚至低于8% )的加氫脫芳 烴功能或選擇性加氫開環裂化芳烴飽和脫芳功能的催化劑；
②當二段第一反應區反應流出物2R1P中蠟油組分2R1PVG0進入二段聯合加氫裂 化反應區2RU時，二段聯合加氫裂化催化劑2RUC對2R1PVG0具有“低裂化氣體產率、高柴油 收率”的裂化功能，即提高二段聯合加氫裂化催化劑2RUC加氫脫芳烴飽和功能、同時可能需 要減弱加氫裂化功能，也可以在二段聯合加氫裂化催化劑床層的尾部混裝具有柴油組分選 擇性加氫開環脫芳功能的催化劑。
具有柴油組分選擇性加氫開環脫芳功能的催化劑，可以是任意一種合適的輕蠟 油加氫裂化催化劑，可以是典型的石油基高芳烴含量催化柴油用選擇性加氫開環脫芳催 化劑，這些技術有中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院的MCI技術、中國石油 化工股份有限公司北京石油化工科學研究院的RICH技術等，記載這類技術的文獻見表1。 二段聯合加氫裂化反應區2RU原料柴油組分的裂解物柴油收率一般大于85%、通常大于 90%、最好大于95%。
表1記載選擇性加氫開環脫芳催化劑的出版物
權利要求
1.一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法，其特征在于包含以下步驟①在一段加氫反應部分，在氫氣和一段加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴(高 芳烴油)完成一段加氫精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴和常規液體烴組成的一段 加氫反應流出物IRP ；②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一段冷高壓分離部分 分離為一段冷高分油ILL和一段冷高分氣ILV ；—段冷高分油ILL用作一段加氫生成油；③在一段加氫生成油分離部分，分離一段加氫生成油得到一段加氫生成油高沸點裂化 原料IHBO和一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO ；④在二段加氫反應部分，至少一部分IHBO進入二段第一反應區2R1與二段第一加氫裂 化催化劑2R1C接觸完成二段第一加氫裂化反應轉化為二段第一反應區反應流出物2R1P， 2R1P和至少一部分ILBO進入二段聯合加氫裂化反應區2RU與二段聯合加氫裂化催化劑 2RUC接觸完成二段聯合加氫裂化反應，得到二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM。
2.根據權利要求1所述的方法，其特征在于⑤在二段加氫生成油分離部分，分離二段加氫生成油得到二段加氫生成油高沸點裂化 原料2HB0 ；至少一部分2HB0進入二段第一反應區2R1與二段第一加氫裂化催化劑2R1C接 觸。
3.根據權利要求1所述的方法，其特征在于⑤在二段加氫生成油分離部分，分離二段加氫生成油得到二段加氫生成油低沸點裂化 原料2LB0 ；至少一部分2LB0進入二段聯合加氫裂化反應區2RU與二段聯合加氫裂化催化 劑2RUC接觸。
4.根據權利要求1所述的方法，其特征在于④二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM進入步驟②與一段加氫反應流出物IRP混合。
5.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為觀0 480°C、壓力為 6. 0 30. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為 400 1 4000 1 ；③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于425°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點355 425°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1操作條件為溫度為280 460°C、壓力為6.0 30. OMPa、二段 第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為270 420°C、壓力為6. 0 30. OMPa、二段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為 400 1 4000 1。
6.根據權利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為觀0 480°C、壓力為 6. 0 30. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為 400 1 4000 1 ；③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于425°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點355 425°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1操作條件為溫度為280 460°C、壓力為6. 0 30. OMPa、二段 第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為270 420°C、壓力為6. 0 30. OMPa、二段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為 400 1 4000 1。
7.根據權利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為觀0 480°C、壓力為 6. 0 30. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為 400 1 4000 1 ；③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于425°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點355 425°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1操作條件為溫度為280 460°C、壓力為6.0 30. OMPa、二段 第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為270 420°C、壓力為6. 0 30. OMPa、二段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為 400 1 4000 1。
8.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為觀0 480°C、壓力為 6. 0 30. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比為 400 1 4000 1 ；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于425°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點355 425°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1操作條件為溫度為280 460°C、壓力為6.0 30. OMPa、二段 第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1 ；二段聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為270 420°C、壓力為6. 0 30. OMPa、二段聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 lShr—1、氫氣/原料油體積比 為 400 1 4000 1。
9.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于390°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 390°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 ·3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
10.根據權利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohr—1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料IHBO主要由常規沸點高于390°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點為335 390°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 ·3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
11.根據權利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohr—1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于390°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 390°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 ·3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
12.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于390°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 390°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
13.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohr—1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于375°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 375°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
14.根據權利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于375°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 375°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 l^ir—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
15.根據權利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohr—1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于375°C的烴類組成；一段加氫生成油低沸點裂化原料ILBO主要由常規沸點為335 375°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
16.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油，一段加氫反應部分操作條件為溫度為300 440°C、壓力為 12. 0 20. OMPa、一段加氫精制催化劑體積空速為0. 15 3. Ohf1、氫氣/原料油體積比為 800 1 3000 1;一段加氫生成油石腦油全餾分的氮含量低于lOOPRii，一段加氫生成 油柴油全餾份十六烷值比第一原料烴同沸點組分十六烷值提高10以上；③一段加氫生成油高沸點裂化原料1HB0主要由常規沸點高于375°C的烴類組成；一段 加氫生成油低沸點裂化原料1LB0主要由常規沸點為335 375°C的烴類組成；④二段第一反應區2R1使用低氣體產率的二段第一加氫裂化催化劑2R1C，二段第一反 應區2R1操作條件為溫度為320 440°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段第一加氫裂化催 化劑2R1C體積空速為0.05 l^ir—1、氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段 聯合加氫裂化反應區2RU操作條件為溫度為300 420°C、壓力為12. 0 20. OMPa、二段 聯合加氫裂化催化劑2RUC體積空速為0. 05 15hr-\氫氣/原料油體積比為800 1 3000 1 ；二段加氫生成油石腦油餾份氮含量低于5PRii，二段加氫生成油柴油全餾份十六 烷值大于30。
17.根據權利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 或15或16所述的方法，其特征在于③部分1LB0進入二段第二反應區2R2與1LB0第二加氫裂化催化劑2R2C接觸完成1LB0 第二加氫裂化反應轉化為二段第二反應區反應流出物2R2P，2R2P進入二段聯合加氫裂化 反應區2RU與二段聯合加氫裂化催化劑2RUC接觸。
18.根據權利要求17所述的方法，其特征在于④二段第二反應區2R2使用1LB0第二加氫裂化催化劑2R2C，二段第二反應區2R2操作 條件為溫度為270 420°C、1LB0第二加氫裂化催化劑2R2C體積空速為0. 05 lShr—1、 氫氣/原料油體積比為400 1 4000 1。
19.根據權利要求18所述的方法，其特征在于④二段第二反應區2R2的1LB0第二加氫裂化催化劑2R2C的體積空速為0. 5 !Bhf1。
20.根據權利要求4所述的方法，其特征在于②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一段熱高壓分離部分 分離為一段熱高分油IRPL和一段熱高分氣1RPV，至少一部分IRPV進入一段冷高壓分離部 分；至少一部分一段熱高分油IRPL進入二段第一反應區2R1與第一加氫裂化催化劑2R1C 接觸。
21.根據權利要求20所述的方法，其特征在于④一段熱高分油IRPL主要由常規沸點高于335°C的烴類組成。
22.根據權利要求21所述的方法，其特征在于④一段熱高分油IRPL中常規沸點高于335°C的烴類重量濃度大于0. 80。
23.根據權利要求22所述的方法，其特征在于④一段熱高分油IRPL中常規沸點高于335°C的烴類重量濃度大于0. 90。
24.根據權利要求20所述的方法，其特征在于①第一原料烴為煤焦油；②一段熱高分油IRPL與氫氣物流FH完成接觸并分離為氣體FHP和一段脫輕組分熱高 分油IRPLP ；至少一部分一段脫輕組分熱高分油IRPLP進入二段第一反應區2R1與第一加 氫裂化催化劑2R1C接觸。
25.根據權利要求4所述的方法，其特征在于②在一段加氫反應流出物分離部分，一段加氫反應流出物IRP在一段熱高壓分離部分 分離為一段熱高分油IRPL和一段熱高分氣1RPV，至少一部分IRPV進入一段冷高壓分離部 分；④二段聯合加氫裂化反應流出物2RUPM進入步驟②與一段熱高分氣IRPV混合。
全文摘要
一種兩段法高芳烴油加氫轉化方法，一段加氫生成油重裂化原料在二段通過串聯的二段第一反應區2R1(高沸點餾分加氫裂化反應區)和二段聯合加氫裂化反應區2RU(低沸點餾分裂化反應區)以降低二次裂解反應，一段加氫生成油輕裂化原料1LBO(輕蠟油餾分和或重柴油餾分)引入反應區2RU；一段加氫反應流出物與二段段加氫反應流出物可以分別分離或聯合分離；可以將二段加氫生成油重裂化原料引入2R1，可以將二段加氫生成油輕裂化原料引入2RU實現循環裂化。本發明特別適合于以中溫煤焦油或中溫煤焦油重餾分或蒽油為原料制備優質柴油組分的加氫轉化過程。
文檔編號C10G65/12GK102031146SQ20101060220
公開日2011年4月27日 申請日期2010年12月14日 優先權日2010年12月14日
發明者何巨堂 申請人:何巨堂