专利名称：一种两段法高芳烃油加氢转化方法
技术领域：
本发明涉及一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原料烃的联合加氢生成油 高沸点馏分IHBO在二段串联通过第一加氢裂化反应区2R1和选择性加氢改质反应区 2RU，降低二次裂解反应，可以将联合加氢生成油低沸点馏分ILBO(柴油馏分和或石脑 油馏分)引入二段选择性加氢改质反应区2RU，同时进行ILBO改质；特别地讲，本发明 涉及一种以中温煤焦油或低温煤焦油为原料的两段法加氢生产优质柴油组分、石脑油组 分的方法。
背景技术：
以中温煤焦油或低温煤焦油为第一原料烃，采用先加氢精制后加氢裂化的两段 法生产优质柴油组分的过程，通常一段加氢精制生成油中包含柴油组分和蜡油组分，一 段加氢精制生成油柴油组分因为芳烃含量高和环烷烃含量高导致十六烷值低、密度偏 高，在使用选择性加氢改质方法(在高柴油收率条件下提高十六烷值和或降低密度)同时 完成蜡油组分加氢裂化生产柴油的情况下，按照现有技术，存在如下工程技术问题①按照联合加工技术方案，一段加氢精制生成油中的柴油组分和蜡油组分的混 合物进入同一裂化反应区，必然使用同一种加氢裂化催化剂，不可能同时对柴油组分和 蜡油组分构成最佳操作条件，在完成一段加氢精制生成油蜡油组分加氢裂化生产柴油的 同时，必然造成一段加氢精制生成油柴油组分的过度裂化(因为催化剂裂解活性相对 高、反应温度相对高、催化剂空速相对低)，增加附加氢耗、降低柴油收率；特别是对 于一段加氢精制生成油中柴油组分收率高的情况(比如中低温焦油加氢精制生成油)，此 缺点更为显著；②按照分别独立加工技术方案，建设两套装置，工程投资巨大，特别是装置规 模较小时，此缺点更为显著。本发明技术方案的高芳烃油两段法加氢转化方法，未见报道。因此，本发明的第一目的在于提出一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原 料烃的联合加氢生成油高沸点馏分在二段串联通过第一加氢裂化反应区2R1和选择性加 氢改质反应区2RU，降低二次裂解反应。本发明的第二目的在于提出一种两段法高芳烃油深度加氢转化方法，第一原料 烃的联合加氢生成油高沸点馏分在二段通过串联的加氢裂化反应区2R1和二段选择性加 氢改质反应区2RU降低二次裂解反应，同时将联合加氢生成油低沸点馏分ILBO (柴油馏 分和或石脑油馏分)引入到二段选择性加氢改质反应区2RU进行高收率改质。本发明的第三目的在于提出一种单独分馏热高分油的两段法高芳烃油加氢转化 方法。本发明的第四目的在于提出一种两段法中低温煤焦油加氢转化方法。
发明内容
本发明一种两段法高芳烃油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢精制催化剂存在条件下，第一原料 烃(高芳烃油)完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃和常规液体烃组成 的一段加氢反应流出物IRP ；②在联合加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP和来自步骤④的 二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM混合为联合反应流出物RP，分离联合反应流出 物RP得到联合加氢生成油和联合循环氢；③在联合加氢生成油分离部分，分离联合加氢生成油得到联合加氢生成油高沸 点馏分IHBO和联合加氢生成油低沸点馏分ILBO ；④在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第 一加氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出 物2R1P，2R1P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC 接触完成二段选择性加氢改质反应，得到二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM ； 2RUPM进入步骤②为了降低二段选择性加氢改质反应区2RU进料中高沸点组分含量，本发明的特 征进一步在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为二段器间热高分油2R1PL和 二段器间热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二 段选择性加氢改质催化剂2RUC接触。热高分油高沸点馏分2HBO循环裂化时，本发明的特征进一步在于⑤在热高分油分离部分，分离二段器间热高分油2R1PL得到热高分油高沸点馏 分2HBO和热高分油低沸点馏分2LBO，至少一部分2HBO进入二段第一反应区2R1与二 段第一加氢裂化催化剂2R1C接触。为了分离一段热高分油1RPL，本发明的特征进一步在于②在加氢反应流出物联合分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分 离部分分离为一段热高分油IRPL和一段热高分气1RPV，至少一部分IRPV和来自步骤 ④的二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM混合为联合反应流出物RP ；⑤一段热高分油IRPL进入热高分油分离部分与二段器间热高分油2R1PL进行联 合分离。本发明的操作条件一般为①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、 压力为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体 积比为400 1 4000 1;③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联 合加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa> 二段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积 比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 4200C>压力为6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 15hr氢气/原料油体积比为400 1 4000 1。本发明的操作条件通常为①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、 压力为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油 体积比为800 1 3000 1 ；联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，联 合加氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联 合加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；联合加氢生成油 馏分IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、 取值范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床 层；0.4SKEYS0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段 选择性加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二 段第一反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第 一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷 值增加量高于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区 2RU操作条件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催 化剂2RUC体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段 加氢生成油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。本发明的操作目标优选为①联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，联合加氢生成油柴油全 馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份 十六烷值大于35。本发明二段器间热高压分离器2MHPS的操作目标优选为④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为其烃类主要为常规沸点高于 330°C的烃类的二段器间热高分油2R1PL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的二 段器间热高分气2R1PV。本发明热高分油分离部分的操作目标优选为⑤热高分油高沸点馏分2HBO主要由常规沸点高于335°C的烃类组成；热高分油 低沸点馏分2LBO主要由常规沸点低于335°C的烃类组成。ILBO进行联合改质时，本发明的特征进一步在于④部分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化 剂2RUC接触。ILBO先独立加氢改质、然后进行联合改质时，本发明的特征进一步在于③部分ILBO进入二段第二反应区2R2与ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C接 触完成ILBO选择性加氢改质反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P，2R2P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC接触。二段第二反应区2R2操作条件一般为④二段第二反应区2R2使用ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C，二段第二反应 区2R2操作条件为压力为6.0 30.0MPa、温度为270 420°C、氢气/原料油体积比 为400 1 4000 1、ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C体积空速为0.05 IShr-1优 选为0.5 31ιι·Λ当一段热高分油IRPL柴油含量很低时，本发明的特征进一步在于④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IRPL进入二段第一反应区 2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触。当一段热高分油IRPL进入二段第一反应区2R1时，本发明的特征进一步在于 一段热高分油IRPL主要由常规沸点高于335°C的烃类组成，一段热高分油IRPL中常规 沸点高于335°C的烃类重量浓度一般大于0.80、最好大于0.90。当一段热高分油IRPL进入二段第一反应区2R1时，为了降低其中的柴油含量， 本发明的特征进一步在于②一段热高分油IRPL与氢气物流FH完成接触并分离为气体 FHP和一段脱轻组分热高分油IRPLP ；④在二段加氢反应部分，一段脱轻组分热高分油 IRPLP进入二段第一反应区2R1与第一加氢裂化催化剂2R1C接触。本发明热高分油分离部分的操作目标通常为⑤热高分油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于355°C的常规液体烃组成； 热高分油低沸点馏分2LBO主要由常规沸点低于355°C的常规液体烃组成。本发明热高分油分离部分的操作目标一般为⑤热高分油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于335°C的常规液体烃组成； 热高分油低沸点馏分2LBO主要由常规沸点低于335°C的常规液体烃组成。为了改善热高分油低沸点馏分2LBO性质，本发明的特征进一步在于⑤部分热高分油低沸点馏分2LBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段 选择性加氢改质催化剂2RUC接触。为了改善加氢生成油高沸点柴油馏分性质，当加氢生成油中常规沸点为315 355°C的馏分芳烃含量较低时，本发明的特征进一步在于⑤联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联 合加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点介于260 355°C的烃类组成，部分联合 加氢生成油低沸点馏分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改 质催化剂2RUC接触。为了改善加氢生成油高沸点柴油馏分性质，当加氢生成油中常规沸点为315 355°C的馏分芳烃含量较高时，本发明的特征进一步在于⑤联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联 合加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点介于260 315°C的烃类组成，部分联合 加氢生成油低沸点馏分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改 质催化剂2RUC接触。
1具体实施例方式以下详细描述本发明。本发明所述压力为绝对压力。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。本发明所述的杂质组分指的是原料油中非烃组分的加氢物如水、氨、硫化氢、
氯化氢等。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基 准值。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。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6°C条件下液体密度与常 压、15.6°C条件下水密度的比值。本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于200°C的常规液体烃。本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为200 355°C的烃类。本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为355 530°C的烃类。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，指的是芳烃含量较高的烃油，其联合加氢 生成油柴油馏分含有大量芳烃和或环烷烃，其联合加氢生成油柴油馏分密度高和或十六 烷值低，需要进一步改质以降低该柴油馏分密度和或提高十六烷值。本发明的一个重要目标是在低的裂化率前提下，对联合加氢生成油蜡油馏分 进行加氢裂化生产优质柴油组分。本发明的又一个重要目标是在对联合加氢生成油蜡油馏分进行加氢裂化生产 优质柴油组分的同时，经济的对联合加氢生成油柴油馏分(特别是对柴油高沸点馏分)实 现低裂化率前提下的加氢改质。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，可以是来自煤热解或其它过程的蒽油或高 沸点煤焦油或煤焦油高沸点馏分，通常包含第一原料烃轻馏分FLO和第一原料烃重馏分 FHO,第一原料烃轻馏分FLO主要由常规沸点低于320°C的组分组成，第一原料烃重馏 分FHO主要由常规沸点高于320°C的组分组成。本发明所述高芳烃油(第一原料烃)，其第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点 介于320 500°C的组分组成，如果高密度高芳烃油中含有常规沸点高于500°C甚至高于 530°C的组分，为了保证高密度高芳烃油加氢精制过程催化剂运行周期，需要将这些不适 宜加氢精制的组分分离为残液进行有关加工(比如焦化)或利用。根据需要，本发明设置第一原料烃分离部分，将第一原料烃分离为第一原料烃 轻馏分FLO、第一原料烃重馏分FHO和可能存在的残液，第一原料烃轻馏分FLO主要由 常规沸点低于320°C的组分组成，第一原料烃重馏分FHO主要由常规沸点高于320°C的组 分组成。第一原料烃分离部分，通常采用减压蒸馏的分离方式以降低过程温度、减缓缩 合与结焦，其减压蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)通常低于0.06MPa。由于原煤性质和炼焦工艺条件均在一定范围内变化，本发明所述第一原料烃的性质也在一定范围内变化。本发明所述第一原料烃的性质，常规沸点一般为210 500°C 或更高，比重通常为1.00 1.25或更高，水含量通常为0.2 5.0%，通常金属含量为2 80PPm、硫含量为0.4 1.0%、氮含量为0.6 1.4%、氧含量为0.4 4.0%。在本发明所述高芳烃油(第一原料烃)的一段加氢精制过程中，水是不利的组 分，一方面，在第一原料烃进入一段加氢精制反应器前的加热升温过程中，水的存在会 加剧高密度高芳烃中酸类对管道、设备等的腐蚀，腐蚀产生的铁等金属离子进入一段加 氢精制反应器，为保证预期的操作周期，必须使用更多的加氢脱金属催化剂(保护剂)同 时增加氢耗量；另一方面，原料水含量的增加将提高反应过程水蒸汽分压，对催化剂性 能稳定性和长周期运行不利。因此，在第一原料烃进入一段加氢精制反应部分之前，通 常进行脱水处理以尽可能地降低水含量，脱水的方法不受限制。第一原料烃通常还含有有害固体颗粒(比如直径大于10 20微米的固体颗 粒)，为了防止有害固体颗粒损坏加氢精制原料油高压输送泵和沉积在一段加氢精制催化 剂床层上，通常在脱水前、后的适当温度条件下进行过滤。本发明建议第一原料烃进入一段加氢精制催化剂床层之前(通常在所述第一原 料烃分离部分)进行脱水及过滤处理。本发明所述第一原料烃，可以是所述煤焦油或所述煤焦油馏分或所述煤焦油热 加工(比如焦化、减粘等热加工)等过程所得馏分或它们的混合物，但必须是适宜加氢转 化的组分。本发明所述第一原料烃重馏分FHO和第一原料烃轻馏分FLO，必须是适宜加氢 转化的馏分。按照本发明，在一段第一反应区，在氢气和一段第一加氢精制催化剂存在条件 下，第一原料烃轻馏分FLO完成一段第一加氢精制反应过程，生成一个由氢气、常规气 体烃、常规液体烃组成的一段第一加氢精制反应流出物1R1P。第一原料烃轻馏分FLO与第一原料烃重馏分FHO相比，分子平均碳数较少，胶 质含量较少，起始反应温度较低，适宜的催化剂性质差别较大，本发明将第一原料烃轻 馏分FLO引入一段第一反应区IRl与一段第一加氢精制催化剂IRlC接触，将第一原料 烃重馏分FHO引入一段第二反应区1R2与一段第二加氢精制催化剂1R2C接触，一段第 一反应区反应流出物IRlP串联通过一段第二反应区1R2，改善一段第二反应区1R2原料 油性质和反应条件，一段第二反应区反应流出物1R2P作为一段加氢反应流出物IRP使 用。当将芳香度低的氢含量高的烃油例如来自煤焦油加氢生成油的烃组分引入一段第一 反应区IRl时，一段加氢反应部分反应总体过程的原料油性质被显著改善了，在降低一 段冷高分油密度的同时，也有利于延长一段加氢反应过程的操作周期、提高一段加氢反 应过程稳定性或优化一段加氢反应部分操作条件(比如降低停工飞温风险、加工廉价劣 质原料、实现不同馏分分类加工)。为了改善一段加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，本发 明应用于第一原料烃煤焦油加氢转化时，可以加工第二原料烃。第二原料烃可以是任一 种合适的烃，可以是石油基烃或页岩油基烃或煤焦油基烃。第二原料烃也可以是来自第 一原料烃加氢转化过程产生的含烃物流比如一段热高分油或一段冷高分油或一段冷高分 油分离所得油品或二段热高分油或二段冷高分油或二段热低分油或二段冷低分油或二段
13加氢生成油分离所得窄馏分油(通常为沸点最高者)，此时本发明存在烃油循环流程。使 用合适的第二原料烃，通过改善一段加氢反应部分总体原料的性质，可以改善一段加氢 反应部分的操作条件。本发明所述的第一原料烃轻馏分FLO完成的一段第一加氢精制反应过程一词， 指的是在氢气和合适的一段第一加氢精制催化剂存在条件下第一原料烃轻馏分FLO发生 的加氢精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即为第二加氢精 制反应部分提供合适的原料油，应根据第一原料烃轻馏分FLO性质和一段第二加氢精制 催化剂性质的要求确定一般该过程第一原料烃轻馏分FLO的残炭脱除率大于50%、通 常大于70%、最好大于85%，通常第一原料烃轻馏分FLO在一段第一加氢精制反应过程 的单位重量氢气消耗量是与其在一段第二加氢精制反应过程的单位重量氢气消耗量之比 值通常为0.1 3.0、最好为0.3 1.5。所述的一段第一加氢精制反应过程，因原料性质(金属含量、氧含量、硫含 量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、 加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”)的不同，其操作条件 的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。所述的一段第一加氢精制催化剂IRlC可以是一种或两种或多种催化剂的串联组 合或混装。一段第一加氢精制催化剂IRlC可以是石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制 过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由 于煤焦油金属含量通常较高，故通常在一段第一加氢精制反应过程(通常位于反应过程 的前部)使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。所述的一段第一反应区1R1，根据需要可以将任一种补充硫加入该反应部分， 以保证必须的最低硫化氢浓度，保证反应过程的催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的 必须值比如500PPm或lOOOPPm。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢 的对煤焦油加氢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 触后转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。按照本发明，在一段第二反应区1R2，在氢气和一段第二加氢精制催化剂1R2C 存在条件下，一段第一加氢精制反应流出物IRlP和第一原料烃重馏分FHO完成一段第二 加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的一段第二加氢精制反 应流出物1R2P。本发明所述的第一原料烃重馏分FHO完成的一段第二加氢精制反应过程一词， 指的是在氢气和合适的一段第二加氢精制催化剂1R2C存在条件下第一原料烃重馏分FHO 发生的加氢精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即为后续的 加氢裂化反应过程提供合适的原料油，应根据第一原料烃重馏分FHO性质和一段第二加 氢精制催化剂1R2C性质的要求确定一般该过程第一原料烃重馏分FHO的残炭脱除率 大于50%、通常大于70%、最好大于85%。所述的一段第二加氢精制反应过程，因原料性质(金属含量、氧含量、硫含 量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、 加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”)的不同，其操作条件 的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
所述的一段第二加氢精制催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合或 混装。一段第二加氢精制催化剂可以是石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制过程使用的 加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由于煤焦油金 属含量通常较高，故通常在一段第二加氢精制反应过程(通常位于反应过程的前部)使用 加氢保护剂(加氢脱金属剂)。按照本发明，经过一段第一反应区和一段第二反应区，在优选的操作条件 下，可以达到的目标是加氢石脑油的氮含量(平均值)一般低于lOOPPm、通常低于 30PPm、最好低于IOPPm ；加氢柴油的十六烷值(平均值)比高密度高芳烃油同沸点组分 十六烷值(平均值)提高10以上、最好提高15以上。按照本发明，在一段热高压分离部分，一段第二加氢精制反应流出物1R2P分 离为一段热高分油IHL和一段热高分气1HV，其目的是使一段第二加氢精制反应流出物 1R2P中的部分高沸点馏分(存在于一段热高分油IHL中)不通过联合冷高压分离部分、 即不进入联合冷高分油ILL中以降低联合冷高分油ILL的密度或芳烃含量，同时可以避 免其在联合冷高压分离部分存在的水冷或空冷降温过程发生的热损失。按照本发明，在联合冷高压分离部分，至少一部分联合反应流出物RP分离为联 合冷高分油ILL、联合冷高分气ILV和联合冷高分水1LW，联合冷高分水ILW中水组分 来源于一段加氢精制反应过程的生成水和或外部洗涤水。在联合冷高压分离部分，如果第一原料烃氧含量足够高或氮含量足够低使得一 段第二加氢精制反应流出物1R2P含有足够多的水因此不需要外部冲洗水时，可以不加入 外部冲洗水，但是这种情况是少见的。在联合冷高压分离部分，联合反应流出物RP通常先降低温度(一般是与一段反 应部分原料换热)至约220 100°C (该温度应高于联合反应流出物RP中硫加氢氨结晶 温度)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后联合反应流出物RPW。洗涤水用于吸收联 合反应流出物RP中的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 收联合反应流出物RP中的硫化氢。所述联合冷高压分离部分包含注水后联合反应流出物 RPW的冷却、分离步骤，所述的注水后联合反应流出物RPW通常先降低温度(通常使用 空气冷却器和或水冷却器)至约30 70°C、最好30 60°C，在此降温过程中，注水后 联合反应流出物RPW中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收注水后联合反应流出物RPW中的 氨并进一步吸收注水后联合反应流出物RPW中的硫化氢，形成联合冷高分水ILW液体。 最终所述注水后联合反应流出物RPW冷却并在联合冷高压分离器中分离为一个在体积 上主要由氢气组成的联合冷高分气ILV气体、一个主要由常规液体烃组成的联合冷高分 油ILL液体和一个主要由水组成的含氨的联合冷高分水ILW液体。所述联合冷高分水 1LW,其中氨的含量一般为1 15% (w)，最好为3 8% (w)。洗涤水注入量的确定 原则是，一方面，洗涤水注入联合反应流出物RP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，以防止水全汽化；另一方面，注入洗涤水的 直接目的是在联合冷高压分离部分吸收联合反应流出物RP中的氨，防止联合反应流出物 RP的氨浓度太高，在反应系统积聚，降低催化剂活性，通常联合冷高分气ILV的氨浓度 越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm;再一方面，洗涤水的另一直接目的 是同时吸收联合反应流出物RP中的硫化氢，防止联合反应流出物RP的冷却降温过程形成硫加氢氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述的联合冷高压分离部 分，其联合冷高压分离器操作压力为一段反应区压力减去实际压力降，联合冷高压分离 器压力与一段反应区压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5 1.2MPa，最好为0.5 O.SMPa。所述的联合冷高分气ILV气体，其氢气浓度值，不宜过低(导致装置操作压力 上升)，一般应不低于70% (ν),宜不低于80% (ν),最好不低于85% (ν)。按照本发 明，如前所述至少一部分、通常为85 100%的所述联合冷高分气ILV进入加氢反应过 程使用。为了提高装置投资效率，必须保证联合冷高分气ILV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联合冷高 分气ILV(以下简称联合冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于联合冷高 分气排放气，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与非氢气 体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。按照本发明，所述的联合加氢反应流出物分离部分，指的是将至少包含联合冷 高分油ILL的原料分离为产品的步骤，其液体产品包含主要由常规沸点高于50°C的烃 组分组成的烃油。在此，所述的联合加氢生成油首先降低压力、通常压力降至0.5 4.0MPa形成气、液混相物流，然后经过分离和或分馏的过程完成分离，通常分离为气 体、液化气、联合加氢生成油石脑油、联合加氢生成油柴油、联合加氢生成油蜡油等。在本发明联合加氢反应流出物分离部分，联合冷高分油ILL被分离为两个或多 个窄馏分油品，部分窄馏分油品可以循环至一段第一反应区或一段第二反应区与加氢精 制催化剂接触构成“循环流程”。在本发明的一段热高分油1HL，在热高分油分离部分，分离为两个或多个窄馏 分油品，部分窄馏分油品可以循环至一段第一反应区或一段第二反应区与加氢精制催化 剂接触构成“循环流程”。在本发明联合加氢反应流出物分离部分和一段热高分油分离部分，可以部分或 全部共用。在本发明联合加氢反应流出物分离部分和二段器间热高分油分离部分，可以部 分或全部共用。本发明所述联合加氢生成油分离部分一词，指的是将包含一段热高分油IHL和 或联合冷高分油ILL的总体原料分离为两个或多个窄馏分油品的部分，部分窄馏分油 品可以循环至一段第一反应区或一段第二反应区与加氢精制催化剂接触构成“循环流 程”。本发明所述联合加氢生成油分离部分一词，其进料可以包含二段热高分油1HL。按照本发明，在联合加氢生成油分离部分，分离联合加氢生成油得到联合加氢 生成油高沸点馏分IHBO和联合加氢生成油低沸点馏分1LBO。以下详细描述本发明的二段第一反应区2R1。在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第一加氢 裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物2R1P。所述二段第一反应区2R1，因其原料(加氢精制重油)性质(氮含量、芳烃含量) 的不同和预期的加氢裂化反应深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的 过程条件确定。二段第一反应区2R1，使用的加氢裂化催化剂可以是一种或两种或多种催化剂
16的串联组合和混装。加氢裂化催化剂可以是合适的石油炼制过程柴油(包括劣质柴油) 和/或蜡油/或重油的加氢裂化过程使用的加氢裂化催化剂(包括缓和裂化催化剂)及其组合。如上所述二段第一反应区2R1，可以选用不掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂 化催化剂或少量掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂化催化剂，以尽可能增强对原料中有 机氮化物的适应能力，提高柴油组分产率，也可以使用加氢精制催化剂和加氢裂化催化 剂及后精制催化剂进行级配。本发明所述二段第一加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件 下，IHBO发生的耗氢的反应过程(通常包含裂化反应)，其最低的反应深度应具备最低限 度的工业意义比如生产预期性质的柴油馏份，应根据HBO性质、预期柴油馏份性质和加 氢裂化催化剂2R1C性能确定以期提高柴油馏份十六烷值、降低柴油馏份密度至预期目 标，同时兼顾液体收率，该过程裂化转化率一般为20 80%、通常为35 65%。以下详细描述本发明的二段选择性加氢改质反应区2RU。按照本发明，二段选择性加氢改质反应区2RU使用二段选择性加氢改质催化剂 2RUC。二段选择性加氢改质催化剂2RUC应具有以下功能①当联合加氢生成油石脑油组分进入二段选择性加氢改质反应区2RU时，二段 选择性加氢改质催化剂2RUC对联合加氢生成油石脑油组分具有低裂化功能(裂化率低于 5%甚至更低)的加氢脱硫、脱氮功能；②当联合加氢生成油柴油组分进入二段选择性加氢改质反应区2RU时，二段选 择性加氢改质催化剂2RUC对联合加氢生成油柴油组分具有低裂化率(裂化率低于15%甚 至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2RUC可以是柴油高 压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；③当二段第一反应区反应流出物2R1P中柴油组分2R1PDC进入二段选择性加氢 改质反应区2RU时，二段选择性加氢改质催化剂2RUC对2R1PDC具有低裂化率(裂化 率低于15%甚至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂2RUC 可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂或柴油选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳催化剂；④当二段第一反应区反应流出物2R1P中蜡油组分2R1PVGO进入二段选择性 加氢改质反应区2RU时，二段选择性加氢改质催化剂2RUC对2R1PVGO具有低裂化率 (裂化率低于15%甚至低于8%)的显著提高十六烷值或降低密度功能，加氢改质催化剂 2RUC可以是部分催化剂活性中心的设计目标是对2R1PVGO具有低裂化率(裂化率低于 15%甚至低于8% )加氢脱芳烃功能或选择性加氢开环裂化芳烃饱和脱芳功能的催化剂。具有柴油组分选择性加氢开环脱芳功能的催化剂，可以是任意一种合适的柴油 选择性加氢开环脱芳催化剂，可以是典型的石油基高芳烃含量催化柴油用选择性加氢开 环脱芳催化剂，这些技术有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院的MCI技 术、中国石油化工股份有限公司北京石油化工科学研究院的RICH技术等，记载这类技术 的文献见表1。二段选择性加氢改质反应区2RU原料柴油组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记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物
权利要求
1.一种两段法高芳烃油加氢转化方法，其特征在于包含以下步骤①在一段加氢反应部分，在氢气和一段加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃 (高芳烃油)完成一段加氢精制反应，生成一个由氢气、常规气体烃和常规液体烃组成的 一段加氢反应流出物IRP ；②在联合加氢反应流出物分离部分，一段加氢反应流出物IRP和来自步骤④的二段 选择性加氢改质反应流出物2RUPM混合为联合反应流出物RP，分离联合反应流出物RP 得到联合加氢生成油和联合循环氢；③在联合加氢生成油分离部分，分离联合加氢生成油得到联合加氢生成油高沸点馏 分IHBO和联合加氢生成油低沸点馏分ILBO ；④在二段加氢反应部分，至少一部分IHBO进入二段第一反应区2R1与二段第一加 氢裂化催化剂2R1C接触完成二段第一加氢裂化反应转化为二段第一反应区反应流出物 2R1P, 2R1P进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC 接触完成二段选择性加氢改质反应，得到二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM ； 2RUPM进入步骤②。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为二段器间热高分油2R1PL和二段 器间热高分气2R1PV，至少一部分2R1PV进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选 择性加氢改质催化剂2RUC接触。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于⑤在热高分油分离部分，分离二段器间热高分油2R1PL得到热高分油高沸点馏分 2HBO和热高分油低沸点馏分2LBO，至少一部分2HBO进入二段第一反应区2R1与二段 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于②在加氢反应流出物联合分离部分，一段加氢反应流出物IRP在一段热高压分离部 分分离为一段热高分油IRPL和一段热高分气1RPV，至少一部分IRPV和来自步骤④的 二段选择性加氢改质反应流出物2RUPM混合为联合反应流出物RP ；⑤一段热高分油IRPL进入热高分油分离部分与二段器间热高分油2R1PL进行联合分罔。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
7.根据权利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为280 480°C、压力 为6.0 30.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.05 IShf1、氢气/原料油体积比 为 400 1 4000 1 ；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；④二段第一反应区2R1操作条件为温度为280 460°C、压力为6.0 30.0MPa、二 段第一加氢裂化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原料油体积比为400 1 4000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU操作条件为温度为270 420°C、压力为 6.0 30.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC体积空速为0.05 IShr—1、氢气/原 料油体积比为400 1 4000 1。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ；联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，联合加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联合加氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；联合加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY(芳烃重量浓度、取值 范围O 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
10.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ；联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，联合加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；联合加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY(芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
11.根据权利要求3所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ；联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，联合加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；联合加氢生成油馏分IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY(芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
12.根据权利要求4所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油，一段加氢反应部分操作条件为温度为300 440°C、压力 为12.0 20.0MPa、一段加氢精制催化剂体积空速为0.15 S.Ohr—1、氢气/原料油体积 比为800 1 3000 1 ；联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于lOOPPm，联合加 氢生成油柴油全馏份十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高10以上；③联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点低于315°C的烃类组成；联合加氢生成油馏分 IKK主要由常规沸点为315 355°C的烃类组成，根据其参数KEY (芳烃重量浓度、取值 范围0 1)数值确定其去向KEY > 0.7时进入二段第一反应区2R1前部催化剂床层； 0.4<KEY<0.7时进入二段第一反应区2R1后部催化剂床层；KEY < 0.4时进入二段选择性 加氢改质反应区2RU ；④二段第一反应区2R1使用低气体产率的二段第一加氢裂化催化剂2R1C，二段第一 反应区2R1操作条件为温度为320 440°C、压力为12.0 20.0MPa、二段第一加氢裂 化催化剂2R1C体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段选择性加氢改质反应区2RU使用具有“气体产率低于10%、柴油十六烷值增加量高 于5”功能的二段选择性加氢改质催化剂2RUC，二段选择性加氢改质反应区2RU操作条 件为温度为300 420°C、压力为12.0 20.0MPa、二段选择性加氢改质催化剂2RUC 体积空速为0.05 IShr-1、氢气/原料油体积比为800 1 3000 1 ； 二段加氢生成 油石脑油馏份氮含量低于5PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷值大于30。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于①联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，联合加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
14.根据权利要求10所述的方法，其特征在于①联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，联合加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于①联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，联合加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
16.根据权利要求12所述的方法，其特征在于①联合加氢生成油石脑油全馏分的氮含量低于50PPm，联合加氢生成油柴油全馏份 十六烷值比第一原料烃同沸点组分十六烷值提高15以上；④二段加氢生成油石脑油馏份氮含量低于2PPm，二段加氢生成油柴油全馏份十六烷 值大于35。
17.根据权利要求3所述的方法，其特征在于④2R1P进入二段器间热高压分离器2MHPS分离为其烃类主要为常规沸点高于330°C 的烃类的二段器间热高分油2R1PL和其烃类主要为常规沸点低于330°C的烃类的二段器间 热高分气2R1PV。
18.根据权利要求3所述的方法，其特征在于⑤热高分油高沸点馏分2HBO主要由常规沸点高于335°C的烃类组成；热高分油低沸 点馏分2LBO主要由常规沸点低于335°C的烃类组成。
19.根据权利要求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或17或18所述的方法，其特征在于④部分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂 2RUC接触。
20.根据权利要求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或17或18所述的方法，其特征在于③部分ILBO进入二段第二反应区2R2与ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C接触完 成ILBO选择性加氢改质反应转化为二段第二反应区反应流出物2R2P，2R2P进入二段选 择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催化剂2RUC接触。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于④二段第二反应区2R2使用ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C，二段第二反应区 2R2操作条件为温度为270 420°C、ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C体积空速为 0.05 15hr人氢气/原料油体积比为400 1 4000 1。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于④二段第二反应区2R2的ILBO选择性加氢改质催化剂2R2C的体积空速为0.5 3hr 1O
23.根据权利要求4所述的方法，其特征在于④在二段加氢反应部分，至少一部分一段热高分油IRPL进入二段第一反应区2R1与 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于④一段热高分油IRPL主要由常规沸点高于335°C的烃类组成。
25.根据权利要求24所述的方法，其特征在于④一段热高分油IRPL中常规沸点高于335°C的烃类重量浓度大于0.80。
26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于④一段热高分油IRPL中常规沸点高于335°C的烃类重量浓度大于0.90。
27.根据权利要求24所述的方法，其特征在于①第一原料烃为煤焦油；②一段热高分油IRPL与氢气物流FH完成接触并分离为气体FHP和一段脱轻组分热 高分油IRPLP ；④在二段加氢反应部分，一段脱轻组分热高分油IRPLP进入二段第一反应区2R1与 第一加氢裂化催化剂2R1C接触。
28.根据权利要求3或4所述的方法，其特征在于⑤热高分油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于355°C的常规液体烃组成；热高 分油低沸点馏分2LBO主要由常规沸点低于355°C的常规液体烃组成。
29.根据权利要求28所述的方法，其特征在于⑤热高分油高沸点馏分2HBO，主要由常规沸点高于335°C的常规液体烃组成；热高 分油低沸点馏分2LBO主要由常规沸点低于335°C的常规液体烃组成。
30.根据权利要求3或4所述的方法，其特征在于⑤部分热高分油低沸点馏分2LBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择 性加氢改质催化剂2RUC接触。
31.根据权利要求28所述的方法，其特征在于⑤部分热高分油低沸点馏分2LBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择 性加氢改质催化剂2RUC接触。
32.根据权利要求29所述的方法，其特征在于⑤部分热高分油低沸点馏分2LBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择 性加氢改质催化剂2RUC接触。
33.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于⑤联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于355°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点介于260 355°C的烃类组成，部分联合加氢 生成油低沸点馏分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催 化剂2RUC接触。
34.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于⑤联合加氢生成油高沸点馏分IHBO主要由常规沸点高于315°C的烃类组成；联合加 氢生成油低沸点馏分ILBO主要由常规沸点介于260 315°C的烃类组成，部分联合加氢 生成油低沸点馏分ILBO进入二段选择性加氢改质反应区2RU与二段选择性加氢改质催 化剂2RUC接触。
全文摘要
一种两段法高芳烃油加氢转化方法，第一原料烃的一段加氢生成油重馏分在二段通过串联的二段第一反应区2R1(高沸点馏分裂化反应区)和二段第二反应区2RU(柴油改质反应区)以降低二次裂解反应，一段加氢反应流出物与二段段加氢反应流出物进行联合分离；可以将部分加氢生成油轻馏分1LBO(柴油馏分和或石脑油馏分、通常为重柴油馏分)引入柴油改质反应区2RU；可以在热高分油分离部分独立分馏二段器间热高分油和或一段器热高分油得到高沸点馏分进入裂化加氢裂化反应区2R1循环裂化，从而利用热高分已对加氢生成油完成初步分离的效果。本发明特别适合于以中温煤焦油或低温煤焦油为原料制备优质柴油组分、石脑油组分的加氢转化过程。
文档编号C10G67/00GK102021028SQ20101059071
公开日2011年4月20日 申请日期2010年12月9日 优先权日2010年12月9日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂