专利名称：烃类加氢处理过程生成油的分离方法
技术领域：
本发明属于烃类加氢处理过程生成油的分离方法，涉及将所述生成油分离为干的气体、稳定化重烃物流和轻烃物流的方法，特别涉及利用烃类加氢处理过程生成油物流为吸收剂回收富C3+烃(C3和C3以上重烃)气体中C3+烃的方法，本发明是对中国专利ZL93106265.9所述方法的改进。
众所周知，烃类加氢处理过程是在催化剂和氢气存在条件下烃原料的加氢处理过程，该过程的主导反应是耗氢的反应，总体上讲，多数烃类加氢过程是耗氢的放热过程。这里所说的烃类加氢处理过程，其原料烃可以是来自石油或煤或油母页岩的烃类，所述烃类的馏分范围从汽油、煤油、柴油、蜡油直到渣油，而且多数情况下上述原料都含硫。上述加氢处理过程包括通常所说的加氢裂化、加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃加氢饱和、加氢异构化和加氢脱金属等过程，其中加氢裂化是一种重要的加氢处理过程，它以汽油、煤油、柴油、蜡油及渣油为原料，广泛用于生产液化石油气、催化重整原料、优质中间馏分油、裂解乙烯原料、白油生产原料和润滑油等，是一种利用蜡油或渣油获取优质中间馏分油的方法，广为应用。本发明主要是基于加氢裂化过程而言的，然而这并不是限定本发明的应用领域，本发明还可以广泛地应用于上述的其它加氢处理过程如加氢脱硫过程。
蜡油加氢裂化是生产优质航煤和低凝点柴油的良好手段，在加氢裂化反应部分，自装置外来的蜡油和补充氢在反应器内与催化剂接触，在压力一般为5.0～30.0MPa、通常为5.0～20.0MPa的反应条件下，完成加氢反应，反应流出物自反应器流出。其它一些烃类加氢处理过程的反应压力较低些，一般为0.7～5.0MPa，通常为1.4～5.0MPa。通常含有杂质组分如H2S、NH3、H2O、HCl并主要由H2、C5+烃(C5和C5以上重烃)和常规气体烃(C1、C2、C3、C4烃)组成的的所述加氢裂化反应流出物经冷凝、冷却至一定温度后，通常混入冲洗水，然后混合物经进一步冷凝、冷却后进入一个通常称之为高压分离器的气液分离器，在此，加氢裂化反应流出物分离为高压分离器气体、加氢裂化过程生成油及通常存在的高压分离器酸性水物流。所述高压分离器气体作为循环气返回到加氢反应器循环使用，有时排放一部分高压分离器气体。所述酸性水物流去酸性水处理装置。加氢裂化的烃类转化产物基本都进入了加氢裂化过程生成油中，同时加氢裂化过程生成油还溶解了一些补充氢带来的H2，这是由于所述高压分离器在一般为25～90℃、通常为30～65℃的温度和5.0～20.0MPa的压力条件下操作的结果。
通常，所述加氢裂化过程生成油经过能量回收透平或降压阀降压后形成一个气、液相混相物流，所述混相物流进入一个通常称之为低压分离器的气液分离器以解吸出一部分溶解在生成油中的H2、C1和C2烃，在压力为0.5～2.7MPa、温度一般为25～90℃、通常为30～65℃的操作条件下，分离为在体积组成上主要由H2、C1、C2烃组成的低压分离器气体和主要由C3+烃组成的低压分离器烃液。通常所述低压分离器气体含有H2S，故需经脱H2S处理装置脱H2S后才能去燃料气管网作燃料或去制氢装置作原料。含有加氢裂化过程所产生的大部分C3、C4烃的低压分离器烃液与所述反应流出物或本装置的高温产品物流换热升温后进入一个通常称之为稳定塔或脱丁烷塔或脱戊烷塔或脱硫化氢塔的分馏塔，在压力为0.5～2.7MPa的操作条件下，分离为一个塔顶气体、一个塔顶轻烃物流和一个塔底重烃物流，该塔的作用是限制塔底重烃物流中C4-烃(C4和C4以下轻烃)的含量。在前述的操作条件下，在不回收塔顶气中C3、C4烃的包含有低压分离器和稳定塔的生成油的分离方法中，低压分离气中C3+烃的体积浓度较稳定塔塔顶气、脱乙烷塔塔顶气、脱丙烷塔塔顶气中C3+烃体积浓度低的多。流出稳定塔塔顶的组分经冷凝、冷却后进入气液分离器以提供两个塔顶产品。塔顶轻烃物流主要由C3、C4烃组成并且通常直接或经脱乙烷塔脱掉C2-(C1和C2烃)烃后进行脱H2S处理并最终进行分馏以得到丙烷馏分和丁烷馏分。塔底重烃物流主要由C5+烃组成并且通常进入由一个或多个分馏塔组成的分馏部分以将其分割为窄馏分油品如石脑油、煤油、柴油和蜡油等。所述稳定塔，根据低压分离器烃液组成和稳定塔操作条件，有时按全回流操作，此时无塔顶轻烃物流。在前述条件下，稳定塔塔顶气中C3+烃(主要是C3、C4烃)含量可达40～90％(重量)，塔顶气流量一般为装置原料量的0.7～7.0％(重量)或更高，这造成了两方面的影响一方面降低了C3、C4烃液体回收率；另一方面，因加氢处理过程烃类气体产品脱H2S处理通常是使用有机胺水溶液为吸收剂在一定有效条件下完成的，加氢处理过程排出的烃类气体在脱H2S过程中会加剧胺类脱硫溶剂的发泡倾向，影响脱硫过程的稳定生产，并可造成酸性气(H2S气体)中含有较多的烃类，最终影响硫磺回收装置产品质量如造成硫磺发黑。对于加工硫含量较高的蜡油或渣油的加氢裂化过程，上述情况更为严重。目前，中国沿海、沿江石油化工厂加工高硫油数量正进一步增加。
专利ZL93106265.9涉及一种利用烃类加氢处理过程生成油物流作吸收剂回收所述加氢处理过程稳定塔塔顶气中C3、C4烃的方法，其突出特征在于利用加氢处理过程流程中的生成油物流的C3+烃吸收能力进行吸收，然后在稳定塔内完成回收过程，具有流程简单、吸收剂数量变化范围大，吸收过程不影响稳定塔塔底重烃物流分离过程等突出优点，其主要技术特征是含有H2、H2S、C4-烃和C5+烃的烃类加氢处理过程的生成油降压后与循环气混合为混合物，所述混合物进入低压分离器，在压力为0.5～2.7MPa的操作条件下分离为低压分离器气体和低压分离器烃液，所述低压分离器气体出装置，低压分离器烃液进入操作压力为1.0～2.3MPa的稳定塔中并分离为塔底重烃物流、塔顶轻烃物流和塔顶气，至少一部分塔顶气作为循环气与降压后的生成油混合后返回所述低压分离器，循环气中的C3、C4烃被低压分离器烃液吸收并最终在稳定塔中进入塔顶轻烃物流中而被回收。
本文中加氢处理过程生成油中C3、C4烃回收率定义为轻烃物流与重烃物流中C3、C4烃分子数与生成油中C3、C4烃分子数之比。
在专利ZL93106265.9所述方法中，气液混相的烃类加氢转化过程生成油在与塔顶气混合接触分离过程中，来自烃类加氢转化过程生成油的气体组份对C3、C4烃的回收过程起到了降低接触的混合物中气相的C3、C4烃体积浓度的作用，因而降低了吸收过程的推动力并降低了回收率，特别是当生成油中H2、C1、C2烃组份较多时，上述作用更加明显。
本发明的目的之一在于提高C3+烃回收率。
再一方面，专利ZL93106265.9所述方法，其低压分离器操作压力较高时，回收过程的选择性较低。
本发明的目的之二在于提高C3+烃回收过程选择性。
另一方面，烃类加氢处理过程排出的含C3+烃气体除稳定塔顶气外，还有脱乙烷塔塔顶气或脱丙烷塔塔顶气，而且其中C3+烃浓度更高，可达75～90％(重量)，也可以作为接触过程的含C3+烃原料气。也可以将其它装置排放的含C3+烃气体引入烃类加氢处理过程回收其中C3+烃。比如，一套由蜡油加氢裂化装置、制氢装置、柴油加氢精制装置、石脑油重整装置构成的联合装置，完全可以将柴油加氢精制装置和蜡油加氢裂化装置排放的含C3+烃气体集中起来，在加氢裂化装置进行C3+回收。
本发明的目的之三在于提出一种可充分利用烃类加氢处理过程生成油的吸收能力的方法。
目前，随着对加氢处理过程含氢气体产品的综合利用，有时将H2含量较高的烃类气体脱H2S处理后，经压缩机增压去操作压力一般为0.8～4.5Mpa、通常为1.0～3.5MPa的化学法制氢装置如轻烃转化制氢或烃类干气转化制氢装置作原料气或去操作压力一般为0.8～4.0Mpa、通常为1.0～3.5MPa变压吸附装置或去操作压力不低于2.0～5.0MPa的薄膜分离装置以回收其中的H2组分。有时加氢处理装置产生的所有轻烃干气汇合后进行脱H2S处理，脱H2S后干气去作制氢装置原料或氢提浓原料。而加氢装置稳定塔的压力一般为1.0～1.8MPa，气体脱H2S后压力降至0.8～1.6MPa，这样干气进入制氢装置转化过程之前就必须经压缩机增压。在上述过程中，一些干气如低压分离器气体、脱乙烷塔顶气、脱丙烷塔顶气经历了先降压后升压的不合理过程，而本发明的目的正在于克服这一缺点。
本发明的目的之四在于提出一种烃类加氢处理过程生成油的分离方法，其气体产品的压力条件可满足所述气体产品的后续加工过程的需要，而不需压缩机增压。
为达上述目的本发明采用的烃类加氢处理过程生成油的分离方法的技术方案包含以下步骤(1)含有H2、H2S、C4-烃和C5+烃的烃类加氢处理过程的生成油与第一富C3+烃气体接触混合后形成的混合物流进入第一分离部分并分离为第一气体和第一烃液，第一气体中C3+烃的体积浓度低于第一富C3+烃气体中C3+烃的体积浓度；(2)所述第一烃液与第二富C3+烃气体接触混合后形成的混合物流进入其压力较第一分离部分压力低的第二分离部分并分离为第二气体和第二烃液，第二气体中C3+烃体积浓度低于所述第二富C3+烃气体中C3+烃体积浓度；(3)至少一部分所述第二气体返回步骤(1)作为第一富C3+烃气体使用；(4)所述第二烃液进入稳定塔，稳定塔将进料分离为主要由C5+烃组成的塔底重烃液体，主要由C3、C4烃组成的塔顶轻烃液体和塔顶气；(5)至少一部分所述塔顶气返回步骤(2)作为第二富C3+烃气体使用。
对于上述技术方案其进一步的技术特征在于步骤(3)中所述第二气体先进入脱除H2S部分脱除H2S后返回步骤(1)作为第一富C3+烃气体使用。
对于上述技术方案其进一步的技术特征还在于所述第一、第二富C3+烃气体还包括加氢处理装置脱乙烷塔塔顶气或脱丙烷塔塔顶气或石油化工厂中其它装置的含C3+气体，或上述两种或多种气体的混合气体，或上述气体的脱H2S处理后的脱除H2S的气体。
对于上述技术方案其进一步的技术特征还在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作压力可保证在使第一气体不经压缩增压即可最终作为制氢装置原料气或氢提浓装置原料气使用的范围。
本发明的显著效果在于在本发明中，设置了二次接触，塔顶气接触的是在第一分离部分经过闪蒸脱气后所得的第一烃液，因而在相同的操作压力条件下，可提高稳定塔顶气与脱气后的生成油即第一烃液接触过程中气相中的C3+体积浓度，提高C3+烃回收率。为了进一步回收第二气体中C3+烃，将第二气体压缩后在较高压力条件下与生成油完成混合接触分离，这样，因为第二气体中C3+烃体积浓度较塔顶气中C3+烃体积浓度低的多，因而可减少整个回收过程产品气体中来自所述生成油的气体组份所携带的来自塔顶气中的C3+烃的数量，进而提高了回收率。
再一方面，第二气体与生成油接触过程中，生成油吸收的C1、C2烃、H2、H2S等组份的一部分，随第一烃液进入操作压力较低的第二分离部分并闪蒸为第二气体的一部分，因而可减少进入稳定塔的C1、C2烃及H2S、H2组份的数量，从而提高整个回收过程的选择性，降低塔顶气循环量，降低稳定塔能耗。
另一方面，本发明将稳定塔顶气以外的富C3+烃气体引入到了整个回收过程中，进一步利用了生成油物流的吸收能力，提高了C3+烃回收量，同时并不增加稳定塔低重烃物流的分离过程的分离能耗。
在上述提高C3+烃回收率的过程中，同时降低了气体产品中的C3+烃浓度，并且通过选择合适的第一分离过程的压力，可在提高塔顶气中C3+烃回收率的同时，保证第一气体不经过压缩机增压可接作为制氢装置原料气或氢回收装置原料气使用。
以下结合附图详细叙述本发明的技术内容，附图只是为了说明本发明的基本内容而绘制的，它不限定本发明的内容和使用形式，实际上根据具体操作条件，一些管道上需设置如压缩机、泵、换热器、加热炉、混合器、降压阀等常规设备或管道元件。
如附
图1所示，含有H2、H2S、C4-烃和C5+烃的烃类加氢处理过程的生成油降压后经管1与沿管2来的第一富C3+烃气体混合为混合物，混合物经管3进入第一分离器4中，主要由H2、C1、C2烃组成的含H2S的第一气体经管5离开第一分离器4，主要由C3+烃组成的第一烃液由管6离开第一分离器4；在上述混合接触分离过程中，第一富C3+烃气体中的C3+烃被吸收；作为实例第一分离器4的操作条件为温度为20～95℃，压力为0.7～5.1Mpa，最好为温度为30～55℃，压力为2.0～4.0Mpa；为了获得较高的C3+烃回收率，第一分离器4的操作条件应保证第一气体中C3+烃体积浓度不大于10％，最好为5％；特别地，第一分离器4的操作压力应保证第一气体不经压缩增压即可最终作为制氢装置原料气或氢提浓装置原料气使用。
上述第一烃液经管6与经管7而来的第二富C3+烃气体混合为混合物，混合物经管8进入第二分离器9中，主要由C3+烃组成的第二烃液经管10离开第二分离器9，主要由C1、C2烃、H2组成的含H2S的第二气体经管24离开第二分离器9，至少一部分第二气体用作第一富C3+烃气体经管2与经管1来的所述降压后的烃类加氢处理过程的生成油混合后返回第一分离器4中，图1中示出的是全部第二气体返回第一分离器4的情况，在上述混合接触分离过程中，第二富C3+烃气体中的C3+烃被第一烃液吸收；作为实例第二分离器的操作条件一般为温度为20～95℃，压力为0.4～5.0MPa；最好为；温度为30～55℃，压力为0.5～2.7MPa。
上述第二烃液经管10进入换热器11中，与管12中流动的高温物流换热，升温后的第二烃液离开换热器11经管10进入稳定塔13中部；含C3、C4烃的蒸汽流出物经管14、冷凝冷却器15后形成的气、液混合物经管16进入塔顶回流罐17中进行气液分离，主要由C3、C4烃组成的塔顶烃液自17底部经管18离开回流罐17，一部分经管19作为塔顶回流返回稳定塔13顶部，一部分作为塔顶轻烃物流经管20离开回流罐17去进一步处理，比如去脱乙烷塔或液化气分馏塔；主要由C5+烃组成的塔底油经管21离开稳定塔13底部，去分馏部分以分馏为窄馏分油品如石脑油、煤油、柴油和蜡油等；含有大量C3、C4烃的塔顶气经管25自回流罐17顶部离开回流罐17，至少一部分塔顶气用作第二富C3+烃气体经管7与经管6来的第一烃液混合后返回第二分离器9中，图1中示出的是全部塔顶气返回第二分离器9的情况；稳定塔13的操作方式，可以是设置塔底重沸器或塔底重沸炉，也可以是用水蒸汽汽提。
稳定塔13为脱丁烷塔或脱戊烷塔或脱H2S塔，该塔的作用是限制塔底重烃物流中C4-烃的含量，其操作条件根据原料组份情况和产品分离要求决定。
稳定塔13可为板式塔或填料塔，作为实例，板数为8～50块，烃类进料板位于塔中部或上部。作为实例，稳定塔的操作条件为塔顶压力为0.5～2.7MPa，最好是0.8～2.0MPa；塔顶温度为55～120℃。塔底温度主要由原料中C5+烃组成决定，随原料组成变化较大，作为实例，一般为200～330℃，塔顶回流温度一般为35～45℃；塔顶回流比(回流量与塔顶馏出物总量之重量比)为1～15。
对于附图1需说明的一点是，根据第一分离器4操作压力、第二分离器9操作压力和稳定塔13操作压力的具体情况，需要在有关管线上设置压缩机(图中未表示出)和或在有关管线上设置泵(图中未表示出)，关于这一点，本技术领域的熟练技术人员很容易判断并做出决定。推荐的流程压力情况是第一分离器4压力最高，稳定塔13压力居中，第二分离器9压力最低，其优点在于①塔顶气返回第二分离器9靠自身压力而不是靠压缩机增压，从而可提高过程连续稳定的可靠性；②塔顶气在第二分离器9与脱气后的生成油即第一烃液接触后所得第二气体又经过与生成油在较高压力下的二次接触，改善了操作条件，提高了吸收的选择性和吸收能力；③另一方面降低了需压缩的气体的数量和其中C3+烃浓度。
如附图1，还可通过管22将其它富C3+烃气体作为第二富C3+烃气体引入到第二分离器9或/和经管23将其它富C3+烃气体作为第一富C3+烃气体引入到第一分离器4中以回收其中的C3+烃，所述其它富C3+烃气体可以是所述加氢处理装置脱乙烷塔顶气或脱丙烷塔顶气或石油化工厂中其它装置的含C3+烃的适合于在加氢处理装置回收其中C3+烃的气体，也可以是上述气体的混合气体，还可以是上述气体的脱H2S处理后的脱除H2S的气体，根据其来源的不同，其组成、温度、压力的典型条件见表1表1加氢处理过程排放气典型组成和操作条件
附图2所示本发明的技术方案与附图1所示的本发明的技术方案的不同之处仅在于附图2中第二气体在返回第一分离器4之前，先经过脱除H2S处理部分26以获得一个脱除H2S的第二气体，脱除H2S的第二气体经管2与自管道1而来的加氢处理过程生成油接触混合后经管3进入第一分离器4，而不是象附图1所示的那样，第二气体直接返回，并与来自管道1的加氢处理过程生成油接触混合后进入第一分离器4。
上述脱H2S部分26，可以使用各种已知工艺方法排除第二气体中的H2S，例如可以使用有机胺类水溶液为溶剂脱除第二气体中的H2S以获得一个脱除H2S的第二气体。
附图2所示本发明的技术方案在整个回收过程之中排除了第二气体中的H2S，因而可以降低回收系统中H2S介质的浓度，其优点在于可以降低系统中的设备腐蚀程度；可明显降低各循环气体数量，提高回收过程的选择性，降低回收过程的分离能耗，可提高回收过程的收率，并有利于降低设备投资。
显然，附图1、附图2所示流程中第一分离器4、第二分离器9也可以为包含有一个或多个气液分离器的分离部分，“分离部分”一词应被广义地理解，例如，它可以是包含有冷却器、压缩机、泵、气液分离器等常规设备的分离部分。
附图及图面说明附图1是本发明的一种典型流程示意图。
附图2是本发明的另一种典型流程示意图。
实施例某炼油厂处理能力为143×104t/a蜡油加氢裂化装置，年运转8000小时，按本发明方法进行生成油的分离，其主要操作条件见表2，表3至表8分别列出了表2中所提到的各种方案的情况下，生成油的回收结果，表2中同时列出了装置未设稳定塔塔顶气中C3、C4烃回收设施及采用ZL93106265.9方法进行塔顶气中C3、C4烃回收的各方案的操作条件。在本实施例的设计中，加氢处理过程气体产品最终有进入烃料气管网，或者去制氢装置作原料二种可能，要求的烃气装置边界压力条件不低于3.2MPa，燃料气价格为850元/吨，C3、C4烃最终被回收为液化气，其价格为1830元/吨，C5+被回收为价格为1950元/吨的轻石脑油。表2中所述外来气体为该炼油厂一套柴油加氢处理装置的烃类气体产品。
从方案3与方案2相比可以看出采用专利ZL93106265.9方法，提高塔顶气与生成油接触的压力，大大降低了吸收过程选择性，方案3与方案2相比，轻烃物流中C3、C4烃量仅增加3.2％(分子)，而稳定塔顶气量增加了217％(分子)。
从方案4与方案3相比可以看出采用本发明，改善了吸收过程选择性，稳定塔顶气量下降了19％(分子)，同时C3、C4烃回收量提高了13.4％(分子)。气体产品中C3+烃分子百分数由9.9％降到了5.1％。
表9列出了表2中所列出的方案5、方案6与方案1相比，C3+烃回收量的增值及其价值，可以看出，与回收塔顶气中C3+烃的常规方案相比，采用本发明方案的方案5、方案6所回收的C3+烃的价值分别增加2816万元/年、3500万元/年。
表10列出了表2中所列出的方案5、方案6与方案2相比，C3+烃回收量的增值及其价值，可以看出，与专利ZL93106265.9方法相比，采用本发明方案的方案5、方案6所回收的C3+烃的价值分别增加700万元/吨和1565万元/年。
从表9表10可以看出在每个开工年内，本发明的价值非常可观。上述这一数值未考虑应增加的投资及操作费用，然而，增加的投资和操作费用与本发明的上述价值相比是很少的。上述分析也未考虑应用本发明后带来的其它好的效果。
表2 主要操作条件表
<p>表3 方案1物流组成表
表4 方案2物流组成表
表5 方案3物流组成表
表6 方案4物流组成表
表7 方案5物流组成表
表8 方案6物流组成表
表9 C3+烃回收量增量及价值表
表10 C3+烃回收量增量及价值表
权利要求
1.一种烃类加氢处理过程生成油的分离方法，其特征在于包括以下步骤(1)含有H2、H2S、C4-烃和C5+烃的烃类加氢处理过程的生成油与第一富C3+烃气体接触混合后形成的混合物流进入第一分离部分并分离为第一气体和第一烃液，第一气体中C3+烃的体积浓度低于第一富C3+烃气体中C3+烃的体积浓度；(2)所述第一烃液与第二富C3+烃气体接触混合后形成的混合物流进入其压力较第一分离部分压力低的第二分离部分并分离为第二气体和第二烃液，第二气体中C3+烃体积浓度低于所述第二富C3+烃气体中C3+烃体积浓度；(3)至少一部分所述第二气体返回步骤(1)作为第一富C3+烃气体使用；(4)所述第二烃液进入稳定塔，稳定塔将进料分离为主要由C5+烃组成的塔底重烃液体，主要由C3、C4烃组成的塔顶轻烃液体和塔顶气；(5)至少一部分所述塔顶气返回步骤(2)作为第二富C3+烃气体使用。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于步骤(3)中所述第二气体先进入脱除H2S部分脱除H2S后返回步骤(1)作为第一富C3+烃气体使用。
3.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述第一、第二富C3+烃气体还包括加氢处理装置脱乙烷塔塔顶气或脱丙烷塔塔顶气或石油化工厂中其它装置的含C3+气体，或上述两种或多种气体的混合气体，或上述气体的脱H2S处理后的脱除H2S的气体。
4.根据权利要求权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作压力，保证在使第一气体不经压缩增压即可最终作为制氢装置原料气或氢提浓装置原料气使用的范围。
5.根据权利要求权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作压力高于所述步骤(4)稳定塔的操作压力，所述步骤(4)稳定塔的操作压力高于所述步骤(2)的第二分离部分的操作压力。
6.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于，所述步骤(4)的稳定塔为加氢处理装置脱丁烷塔或脱戊烷塔或脱H2S塔。
7.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作条件应保证第一气体中C3+烃体积浓度不大于10％。
8.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作条件应保证第一气体中C3+烃体积浓度不大于5％。
9.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分的操作条件为温度为20～95℃，压力为0.7～5.1MPa。
10.根据权利要求9所述方法，其特征在于所述步骤(1)的第一分离部分操作条件为温度为30～55℃，压力为2.0～4.0MPa。
11.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(2)的第二分离部分的操作条件为温度为20～95℃，压力为0.4～5.0MPa。
12.根据权力要求11所述方法，其特征在于所述步骤(2)的第二分离部分的操作条件为温度为30～55℃，压力为0.5～2.7MPa。
13.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述步骤(4)的稳定塔的操作压力为0.5～2.7MPa。
14.根据权利要求13所述方法，其特征在于所述步骤(4)的稳定塔的操作压力为0.8～2.0Mpa。
15.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于所述加氢处理过程的生成油为加氢裂化过程的生成油。
全文摘要
本发明提出了一种烃类加氢处理过程生成油的分离方法,同时可回收富C
文档编号C10G70/02GK1208067SQ9811291
公开日1999年2月17日 申请日期1998年7月10日 优先权日1998年7月10日
发明者何巨堂 申请人:中国石化洛阳石油化工工程公司