一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，在第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力、加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的條件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1使用的氫氣AH01來自于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX，本發(fā)明可省去常規(guī)工藝中預(yù)加氫精制過程AR01的專用循環(huán)氫壓縮機(jī)組，具有顯著節(jié)省投資與能耗的優(yōu)點(diǎn)。
【專利說明】
一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法
技術(shù)領(lǐng)域
[0001] 本發(fā)明涉及一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，在第一烴原 料AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力、加 氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的條件下，第一烴原料AF 的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī) BC的級間氫氣物流HX，本發(fā)明可省去常規(guī)工藝中預(yù)加氫精制過程AROl的專用循環(huán)氫壓縮機(jī) 組，具有顯著節(jié)省投資與能耗的優(yōu)點(diǎn)。
【背景技術(shù)】
[0002] 本發(fā)明涉及第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl比如重苯的預(yù)加氫精制過程和第二 烴原料BF比如煤焦油餾分油的加氫改質(zhì)過程，關(guān)注的問題是氫氣壓縮機(jī)的組合方法。
[0003] 工業(yè)化高溫?zé)捊惯^程的煤氣產(chǎn)品回收過程，通常產(chǎn)生粗苯、高溫焦油，分離粗苯的 過程可以得到粗苯加氫過程原料油和重苯，分離高溫煤焦油的過程可以得到蒽油加氫反應(yīng) 原料。分離中低溫煤焦油的過程可以得到中低溫煤焦油餾分油加氫反應(yīng)原料。
[0004] 以下描述本發(fā)明所述重苯AF。
[0005] 本發(fā)明所述重苯AF，指的是煤化工行業(yè)來自分離粗苯過程獲得的重餾分油，可以 是初始重苯物流，也可是分離初始重苯獲得的重苯餾分油。比如在粗苯加氫工藝過程中，原 料粗苯在多段蒸發(fā)器內(nèi)進(jìn)行分離，高沸點(diǎn)組分如三甲苯、萘、茚滿、古馬隆等作為殘油從多 段蒸發(fā)器底部排出，這部分殘油即為初始重苯。典型初始重苯性質(zhì)見表1，可以看出，初始重 苯雖然餾程較輕(相當(dāng)于石腦油、輕柴油餾程），但其芳烴含量高(超過67.3%)，且典型化合 物含量集中，密度大，雜質(zhì)含量高，故重苯是一種由低沸點(diǎn)劣質(zhì)烴組成的劣質(zhì)油。
[0006] 表1初始重苯性質(zhì)

[0008] 初始重苯性質(zhì)一般為：初餾點(diǎn)95~130°C，干點(diǎn)230~280°C，20°C密度0.96~ 0 · 99g/cm3，芳烴含量一般為60wt %~85wt %，不飽和化合物含量一般為18wt %~25wt %， 硫含量為〇.9*1:%~1.3￥1:%，氮含量為0.6￥1:%~1.3￥1:%，氧含量為1.(^1:%~2.(^1:%。
[0009] 如果初始重苯特定組分比如萘組分濃度高時(shí)，根據(jù)需要可以自初始重苯中分離回 收特定組分比如萘組分，此時(shí)獲得萘油和脫萘油，二者均可視之為重苯餾分油，當(dāng)然通常意 義上講，脫萘油作為重苯餾分油應(yīng)用，而萘油則用作化工原料。
[0010]以下描述本發(fā)明所述重苯加氫工藝AR。
[0011] 本發(fā)明所述的重苯AF生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃料油的加氫改質(zhì)工藝AR，可以是任何一種合適的 重苯加氫改質(zhì)工藝，至少含有2個加氫反應(yīng)過程:執(zhí)行預(yù)加氫精制反應(yīng)的第一加氫反應(yīng)區(qū) ARl和執(zhí)行主加氫精制反應(yīng)的第二加氫反應(yīng)區(qū)AR2,根據(jù)需要加氫改質(zhì)工藝AR還可以包含執(zhí) 行加氫改質(zhì)反應(yīng)的第三加氫反應(yīng)區(qū)AR3,所述預(yù)加氫精制反應(yīng)的主要目標(biāo)是在較低壓力、較 低溫度下對易反應(yīng)組分加氫，所述主加氫精制反應(yīng)的主要目標(biāo)是在較高壓力、較高溫度下 進(jìn)行加氫脫雜質(zhì)的氫解反應(yīng)和或單烯烴、芳烴、膠質(zhì)的加氫飽和反應(yīng)，所述加氫改質(zhì)反應(yīng)的 主要目標(biāo)是在較高壓力、較高溫度下進(jìn)行環(huán)烷烴加氫開環(huán)、長鏈烴加氫異構(gòu)、擇形加氫裂解 降凝、加氫裂化等對重組分輕質(zhì)化以提高柴油組分十六烷值、降低密度、降低凝點(diǎn)等。
[0012] 中國專利201210433518.5記載了中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究 院提出的一種重苯加氫精制方法，包含預(yù)加氫精制過程和主加氫精制過程，原料重苯經(jīng)過 濾，與氫氣混合后進(jìn)入預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)流出物進(jìn)行氣液分離，其中液相產(chǎn) 物部分循環(huán)回預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)，剩余液相產(chǎn)物經(jīng)加熱進(jìn)入主加氫反應(yīng)區(qū)，依次通過加氫 保護(hù)反應(yīng)區(qū)和主加氫精制反應(yīng)區(qū)進(jìn)行加氫反應(yīng)，所得加氫精制產(chǎn)物經(jīng)分離后分別得到汽油 和柴油。該方法可以大幅度降低預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)的溫升，避免溫升高需要設(shè)置多臺反應(yīng) 器或較多催化劑床層，延長裝置運(yùn)轉(zhuǎn)周期，降低了循環(huán)氫壓縮機(jī)負(fù)荷，節(jié)省設(shè)備投資。
[0013] 中國專利201210433520.2記載了中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究 院提出的一種重苯加氫改質(zhì)方法，與中國專利201210433518.5相比增加了第三加氫反應(yīng)過 程即加氫改質(zhì)過程以提高柴油十六烷值，原料重苯經(jīng)過濾，與氫氣混合后進(jìn)入預(yù)加氫精制 反應(yīng)區(qū)進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)流出物進(jìn)行氣液分離，其中液相產(chǎn)物部分循環(huán)回預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)， 剩余部分液相產(chǎn)物經(jīng)加熱進(jìn)入主加氫反應(yīng)區(qū)，依次通過加氫保護(hù)反應(yīng)區(qū)和主加氫精制反應(yīng) 區(qū)進(jìn)行加氫反應(yīng)，所得加氫精制產(chǎn)物進(jìn)入分離系統(tǒng)，分離所得液相產(chǎn)物進(jìn)入加氫改質(zhì)反應(yīng) 區(qū)進(jìn)行加氫改質(zhì)反應(yīng)，所得加氫改質(zhì)產(chǎn)物經(jīng)分離后，得到汽油和柴油餾分。
[0014] 中國專利201210433555.6記載了中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究 院提出的一種重苯加氫改質(zhì)生產(chǎn)清潔燃料油方法，與中國專利201210433520.2相比采用了 設(shè)置主加氫精制反應(yīng)流出物熱高壓分離器的組合工藝，重苯經(jīng)預(yù)加氫精制和主加氫精制 后，再經(jīng)熱高壓分離器和熱低壓分離器氣液分離，所得熱低分油部分循環(huán)回主加氫反應(yīng)區(qū)， 剩余部分熱低分油進(jìn)入加氫改質(zhì)反應(yīng)區(qū)，加氫改質(zhì)產(chǎn)物與熱高壓分離器分離出的氣體混合 進(jìn)入冷高壓分離器，熱低壓分離器分離出的氣體和冷高壓分離器分離出的液相進(jìn)入冷低壓 分離器，分離出的液體經(jīng)汽提塔汽提后進(jìn)入分餾塔，得到汽油和柴油餾分。
[0015] 中國專利201210433563.0記載了中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究 院提出的一種重苯加氫生產(chǎn)清潔燃料油方法，與中國專利201210433518.5相比采用了設(shè)置 主加氫精制反應(yīng)生成油作第一加氫過程、第二加氫過程循環(huán)油的組合工藝，原料重苯經(jīng)過 濾，與氫氣混合后進(jìn)入預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)反應(yīng)，反應(yīng)流出物經(jīng)氣液分離后，液相產(chǎn)物進(jìn)入主 加氫反應(yīng)區(qū)，依次通過加氫保護(hù)反應(yīng)區(qū)和主加氫精制反應(yīng)區(qū)進(jìn)行加氫反應(yīng)，加氫精制生成 油氣液分離后，分離所得液相產(chǎn)物部分循環(huán)回主加氫反應(yīng)區(qū)，剩余部分液相產(chǎn)物經(jīng)分離后 分別得到汽油和柴油。
[0016] 以下描述獨(dú)立重苯加氫裝置ARU特點(diǎn)。
[0017] 由于重苯AF生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃料油的加氫改質(zhì)過程AR包括低壓預(yù)加氫精制過程AR1、重 苯預(yù)加氫生成油ARlPO的中高壓主加氫精制過程AR2和產(chǎn)品分離過程，甚至包括第三加氫過 程即加氫改質(zhì)過程，因此流程長、設(shè)備多、能耗高、單位加工量工程投資高成為該類裝置的 無法克服的工藝缺點(diǎn)。
[0018] 由于粗苯加氫裝置規(guī)模通常較小，粗苯加氫裝置10萬噸/年規(guī)模已經(jīng)屬于較大規(guī) 模，對于單套10萬噸/年粗苯加氫裝置而言僅能副產(chǎn)1.0~1.5萬噸/年重苯AF，所以重苯AF 集中加氫處理時(shí)面臨原料來源廠家分散、單戶數(shù)量較少的特點(diǎn)，而長距離運(yùn)輸集中加工則 運(yùn)費(fèi)沖銷利潤，所以重苯生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃料油的加氫改質(zhì)裝置ARU的加工規(guī)模通常較小比如通 常低于5萬噸/年，一般僅1.5~3.5萬噸/年。因此，重苯加氫生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃料油的加氫裝置均 屬于小規(guī)模、長流程加氫裝置，單位加工量工程投資極高、能耗極高，成為該類裝置的無法 克服的裝置缺點(diǎn)，限制了該類裝置的發(fā)展，其氫氣壓縮機(jī)的氫氣流量較小。加之該類裝置操 作壓力較低，一旦原料油供應(yīng)出現(xiàn)危機(jī)，也難以適應(yīng)其它要求操作壓力更高的劣質(zhì)油如蒽 油的加工，故其投資風(fēng)險(xiǎn)極高。
[0019] 以下描述本發(fā)明所述煤焦油BF和煤焦油加氫工藝BR。
[0020] 隨著煤焦油加氫技術(shù)的發(fā)展，特別是煤焦油餾分油如高溫焦油餾分油、中低溫焦 油餾分油加氫技術(shù)的逐步成熟，國內(nèi)建設(shè)了大量的煤焦油餾分油加氫裝置，表2為中溫焦油 餾分油性質(zhì)，表3為高溫焦油餾分油性質(zhì)，可以看出，相比重苯AF，蒽油、中溫焦油含有大量 多環(huán)芳烴，即含有大量高沸點(diǎn)芳烴。另一方面，也可以看出，煤焦油餾分油的加氫精制過程 完全可以完成重苯AF的預(yù)加氫精制生成油ARlPO的主加氫精制任務(wù)，即可以摻煉預(yù)加氫精 制生成油AR1P0,即可以形成二種原料的組合加氫工藝，相當(dāng)于擴(kuò)大了蒽油加氫裝置原料來 源，可以提高工程投資安全性。
[0021] 本發(fā)明所述的煤焦油BF生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃料油的加氫改質(zhì)工藝BR，可以是任何一種合適 的加氫改質(zhì)工藝BR，至少含有加氫精制反應(yīng)過程BR2,根據(jù)需要加氫改質(zhì)工藝BR還可以包含 執(zhí)行預(yù)加氫精制反應(yīng)的反應(yīng)區(qū)BRl和執(zhí)行加氫改質(zhì)反應(yīng)的反應(yīng)區(qū)BR3,所述預(yù)加氫精制反應(yīng) 的主要目標(biāo)是在較高壓力、較低溫度下對易反應(yīng)組分加氫精制，所述主加氫精制反應(yīng)的主 要目標(biāo)是在較高壓力、較高溫度下進(jìn)行加氫脫雜質(zhì)的氫解反應(yīng)和或單烯烴、芳烴、膠質(zhì)的加 氫飽和反應(yīng)，所述加氫改質(zhì)反應(yīng)的主要目標(biāo)是在較高壓力、較高溫度下進(jìn)行環(huán)烷烴加氫開 環(huán)、長鏈烴加氫異構(gòu)、擇形加氫裂解降凝、加氫裂化等對重組分輕質(zhì)化，以提高柴油組分十 六烷值、降低密度、降低凝點(diǎn)，將加氫精制蠟油組分加氫裂化為柴油等小分子實(shí)現(xiàn)輕質(zhì)化。 [0022]表2中溫焦油餾分油性質(zhì)
[0024]表3高溫焦油餾分油性質(zhì)
[0026] 本發(fā)明所述煤焦油BF，指的是全餾分煤焦油或其餾分油，可以是初始煤焦油物流， 也可以是分離初始煤焦油獲得的餾分油。煤焦油BF的低氫含量特點(diǎn)，決定了煤焦油加氫工 藝BR的焦油重量氫耗高的特點(diǎn)，該重量氫耗高達(dá)4.5~9.5%，因此，其新氫耗量極大，其新 氫壓縮機(jī)的氫氣流量極大。
[0027] 當(dāng)一個工廠同時(shí)建設(shè)重苯加氫裝置和煤焦油加氫裝置時(shí)，為了簡化重苯預(yù)加氫精 制過程流程，可以考慮氫氣壓縮機(jī)整合。
[0028] 本發(fā)明一種不同烴原料的加氫改質(zhì)過程壓縮機(jī)組合方法的設(shè)想是:在第一烴原料 AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力的條件 下，當(dāng)加氫反應(yīng)過程ARl需要的總氫氣量MATH小于加氫反應(yīng)過程BR的新氫數(shù)量MBFH特別是 低于MBFH的50 %的條件下，使第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第 二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX，級間氫氣物流HX可以是 新氫壓縮機(jī)BC的下游返回上游的級間氫氣物流或上游進(jìn)入下游的級間氫氣物流，即設(shè)置組 合功能的壓縮機(jī)系統(tǒng)，可省去常規(guī)工藝中預(yù)加氫精制過程AROl的專用循環(huán)氫壓縮機(jī)組，因 此具有節(jié)省投資與能耗的優(yōu)點(diǎn)。本發(fā)明所述方法未見報(bào)道。
[0029] 本發(fā)明屬于流程組合工藝，可以適合于任何相似的不同烴原料的組合加氫改質(zhì)過 程。
[0030] 本發(fā)明的第一目的是提出一種不同烴原料的加氫改質(zhì)過程壓縮機(jī)組合方法，在加 氫反應(yīng)
[0031] 過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力的條件下，第一烴原料AF的 加氫過程ARl使用的反應(yīng)進(jìn)料氫氣HAOl和或急冷氫氣來自于第二烴原料BF的加氫改質(zhì)過程 BR的新氫壓縮機(jī)CBOl的級間氫氣物流HX，級間氫氣物流HX可以是壓縮級間返回氫氣或進(jìn)入 后級的氫氣物流。
[0032] 本發(fā)明的第二目的是提出一種低沸點(diǎn)劣質(zhì)烴組成的第一烴原料AF和含高沸點(diǎn)劣 質(zhì)烴的第二烴原料BF的加氫改質(zhì)過程壓縮機(jī)組合方法，加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于 加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力至少3 · OMPa。
[0033] 本發(fā)明的第三目的是提出一種重苯與焦油餾分油的加氫改質(zhì)過程壓縮機(jī)組合方 法。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0034] 本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，其特征在于包含 以下步驟:在第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng) 過程BR的操作壓力、加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的 條件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第二烴原料BF的加氫反 應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。
[0035] 通常，本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，在第一烴 原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力至 少5.OMPa、加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的50%的條 件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第二烴原料BF的加氫反應(yīng) 過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。
[0036]本發(fā)明所述級間氫氣物流HX，可以是新氫壓縮機(jī)BC的下游返回上游的級間氫氣物 流，可以是新氫壓縮機(jī)BC的上游進(jìn)入下游的級間氫氣物流。
[0037]通常，本發(fā)明所述第一烴原料AF主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成，含有易發(fā) 生低壓加氫反應(yīng)的組分XC，組分XC選自下列組分的一種或幾種：
[0038]①雙烯烴；
[0039] ②苯乙烯；
[0040] ③聚環(huán)戊二烯烴；
[0041] ④硫醇；
[0042] ⑤硫醚。
[0043]通常，本發(fā)明所述第一烴原料AF，選自下列物料的一種或幾種：
[0044] ①分離粗苯所得重苯；
[0045] ②石油催化熱裂化過程或催化熱裂解過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分 組成的輕油；
[0046] ③烴類裂解制低碳烯烴過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油；
[0047] ④分離頁巖油所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油；
[0048] ⑤魯奇煤氣化爐所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的低溫煤焦油輕油；
[0049] ⑥油品焦化過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的焦化輕油；
[0050] ⑦其它富含易發(fā)生低壓加氫反應(yīng)的組分XC的烴油；
[0051] 第二烴原料BF，選自下列物料的一種或幾種：
[0052]①低溫煤焦油或其餾分油；
[0053]②中溫煤焦油或其餾分油；
[0054]③高溫煤焦油或其餾分油；
[0055] ④煤液化過程所得煤液化油或其餾分油，煤液化工藝選自煤直接液化或油煤共 煉；
[0056] ⑤頁巖油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化過程 或重油催化裂解過程；
[0057]⑥烴類裂解制乙烯副產(chǎn)焦油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于280°C烴組分組成的輕油；
[0058]⑦石油基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化 過程或重油催化裂解過程；
[0059] ⑧石油砂基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂 化過程或重油催化裂解過程;石油砂基重油主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于500°C的烴組分組成；
[0060] ⑨石其它芳烴重量含量高于50%、有機(jī)氮重量含量高于0.10%的烴油。
[0061] 本發(fā)明的操作條件通常為：
[0062] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~270°C、壓力為0.5~8 .OMPa、氫油體 積比為50~2000;
[0063] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為200~460°C、壓力為8.0~25. OMPa、氫油體 積比為50~5000;
[0064]加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力3 · 0~25 · OMPa; [0065] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的50%的。
[0066]本發(fā)明的操作條件一般為：
[0067] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~220 °C、壓力為1.0~5 .OMPa、氫油體 積比為50~1200;
[0068] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為：溫度為230~440°C、壓力為10.0~20.OMPa、氫油 體積比為500~3000;
[0069]加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力5 · 0~20 · OMPa; [0070] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的35%的。
[0071] 本發(fā)明的操作條件宜為：
[0072] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~200 °C、壓力為1.0~4 .OMPa、氫油體 積比為50~800;
[0073] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為：溫度為230~420°C、壓力為12.0~18. OMPa、氫油 體積比為50~2000;
[0074] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力10 · 0~15 · OMPa;
[0075] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的25%。
[0076]第一烴原料AF的預(yù)加氫精制生成油物流AR1P0X，可以與第二烴原料BF聯(lián)合進(jìn)行深 度加氫精制反應(yīng)，第1種方案為：
[0077]第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl為預(yù)加氫精制過程；
[0078]在加氫反應(yīng)過程ARl，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑ARlC存在條件下，第一烴原料AF 進(jìn)行預(yù)加氫精制反應(yīng)ARlR轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含 加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX;
[0079]第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二 烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR為加氫精制反應(yīng)過程BRl;
[0080]在加氫精制反應(yīng)過程BRl，在氫氣和加氫精制催化劑BRlC存在條件下，第二烴原料 BF進(jìn)行加氫精制反應(yīng)BRlR轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BRlP;至少一部分物流ARlPOX進(jìn)入加 氫反應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BRlC接觸；
[0081 ]分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物即BR1P，得到加氫反應(yīng)生成油BRPO和富氫氣物流 HPV，至少一部分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用；
[0082]第一烴原料AF的預(yù)加氫精制生成油物流AR1P0X，可以與第二烴原料BF聯(lián)合進(jìn)行深 度加氫精制反應(yīng)，第2種方案為：
[0083]第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl為預(yù)加氫精制過程；
[0084]在加氫反應(yīng)過程ARl，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑ARlC存在條件下，第一烴原料AF 進(jìn)行預(yù)加氫精制反應(yīng)ARlR轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含 加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX;
[0085]第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二 烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR包含加氫精制過程BRl和加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2;
[0086]在加氫精制反應(yīng)過程BRl，在氫氣和加氫精制催化劑BRlC存在條件下，第二烴原料 BF進(jìn)行加氫精制反應(yīng)BRlR轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BRlP;至少一部分物流ARlPOX進(jìn)入加 氫反應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BRlC接觸;分離加氫精制反應(yīng)流出物BRlP得到包含加氫精 制生成油BRlPO的物流BRlPOX;
[0087]在加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2,在氫氣和加氫改質(zhì)催化劑BR2C存在條件下，物流BRlPOX 進(jìn)行加氫改質(zhì)反應(yīng)BR2R轉(zhuǎn)化為加氫改質(zhì)反應(yīng)流出物BR2P;
[0088]分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物，得到加氫轉(zhuǎn)化生成油BRPO和富氫氣物流HPV，至少 一部分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用。
[0089]本發(fā)明，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX， 所述分離方式，選自下列方式中的一種；
[0090]①在熱高壓分離過程ARlPSl，加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為熱高分油AR1PS1L、熱高 分氣AR1PS1V，至少一部分熱高分油AR1PS1L用作為物流ARlPOX;
[0091]②在熱高壓分離過程ARlPSl，加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為熱高分油AR1PS1L、熱高 分氣AR1PS1V，分離熱高分油AR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS1L-S，至少1個窄餾分 油品AR1PS1L-SX用作為物流AR1P0X;
[0092]③在冷高壓分離過程AR1PS3,加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為冷高分油AR1PS3L、冷高 分氣AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作為物流ARlPOX;
[0093]④在冷高壓分離過程AR1PS3,加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為冷高分油AR1PS3L、冷高 分氣AR1PS3V，分離冷高分油AR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS3L-S，至少1個窄餾分 油品AR1PS3L-SX用作為物流AR1P0X。
[0094]本發(fā)明，分離加氫精制反應(yīng)流出物BRlP得到包含加氫精制生成油BRlPO的物流 BR1P0X，所述分離方式，選自下列方式中的一種；
[0095]①在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣81?1?31￥，至少一部分熱高分油81?1?311^用作為物流81?1?0父；
[0096]②在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BR1PS1V，分離熱高分油BR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS1L-S，至少1個窄 餾分油品BRl PSIL-SX用作為物流BRl POX;
[0097]③在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為冷高分油BR1PS3L、 冷高分氣BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作為物流BR1P0X;
[0098]④在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為冷高分油BR1PS3L、 冷高分氣BR1PS3V，分離冷高分油BR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS3L-S，至少1個窄 餾分油品BR1PS3L-SX用作為物流BR1P0X;
[0099]⑤在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BRlPSl V;
[0100] 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高 分氣BR1PS2V;至少一部分中溫高分油BR1PS2L用作為物流BR1P0X;
[0101]⑥在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BRlPSl V;
[0102] 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高 分氣BR1PS2V;分離中溫高分油BR1PS2L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS2L-S，至少1個窄餾 分油品BR1PS2L-SX用作為物流BR1P0X。
【具體實(shí)施方式】
[0103] 本發(fā)明所述的常規(guī)沸點(diǎn)指的是物質(zhì)在一個大氣壓力下的汽、液平衡溫度。
[0104] 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 烷、丁烷。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(diǎn) 更高的烴類。
[0105] 本發(fā)明所述的雜質(zhì)元素指的是原料油中的非氫、非碳元素，包括有機(jī)物形態(tài)的氮、 氧、硫、氯、金屬等。
[0106] 本發(fā)明所述的雜質(zhì)組分指的是原料油中非氫、非碳元素的加氫產(chǎn)物，包括水、硫化 氫、氨、氯化氫等。
[0107] 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)明所述的組分的組成或濃度或含量值，除非特別說明，均 為重量基準(zhǔn)值，重量百分率表示為重量％。
[0108] 本發(fā)明所述石腦油餾份指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為60~180°C、通常為60~165°C的烴 類。
[0109]本發(fā)明所述柴油餾份指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為160~370 °C、通常為180~360°C的烴 類。
[0110] 本發(fā)明所述輕柴油餾份指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為155~280 °C、通常為165~270°C的 烴類。
[0111] 本發(fā)明所述重柴油餾份指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為250~370 °C、通常為260~360 °C的 烴類。
[0112] 本發(fā)明所述蠟餾份指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為330~550°C、通常為350~530°C的烴 類。
[0113] 以下描述煤焦油。
[0114] 本發(fā)明所述煤焦油，指的是來自煤熱解或煤干餾或煤造氣過程的熱解步驟等過程 的煤焦油或其餾分，可以是煤造氣的副產(chǎn)物低溫煤焦油或其餾分，也可以是煤煉焦煤熱解 過程(包括低溫?zé)捊?、中溫?zé)捊?、高溫?zé)捊惯^程)副產(chǎn)物煤焦油或其餾分，可以是上述煤焦油 的混合油，可以是上述煤焦油經(jīng)輕質(zhì)烴溶劑抽提所獲得的抽提油比如脫瀝青煤焦油或其餾 分油。
[0115] 由于原煤性質(zhì)和煉焦或造氣工藝條件均在一定范圍內(nèi)變化，煤焦油的性質(zhì)也在一 定范圍內(nèi)變化。煤焦油初級蒸餾過程的工藝條件和產(chǎn)品要求也在一定范圍內(nèi)變化，故煤焦 油輕餾分的性質(zhì)也在一定范圍內(nèi)變化。煤焦油輕餾分的性質(zhì)，比重通常為0.92~1.25,常規(guī) 沸點(diǎn)一般為60~500°C通常為120~460°C，通常金屬含量為5~80PPm、硫含量為0.4~ 〇. 8 %、氮含量為0.6~1.4 %、氧含量為0.4~9.0 %，通常水含量為0.2~5.0 %，殘?zhí)亢客?常為0.5~13%。
[0116]按照本發(fā)明，所述煤焦油進(jìn)行分離之前，通常經(jīng)過過濾除固體顆粒的過程。
[0117] 本發(fā)明所述煤焦油，通常含有低級酚、萘、蒽等組分，在進(jìn)入加氫過程之前，可以提 取其中的低級酚、萘、蒽等組分。
[0118] 以下描述中低溫煤焦油及其餾分油。
[0119] 本發(fā)明所述中低溫煤焦油，指的是來自煤熱解或煤造氣或其它過程的煤焦油產(chǎn) 品，可以是來自低溫?zé)捊惯^程(干餾溫度低于700°C)的低溫煤焦油或中溫?zé)捊惯^程的中溫 煤焦油(干餾溫度介于700~950°C)或它們的混合油，通常含有煤焦油重油組分。由于原煤 性質(zhì)和煉焦或造氣工藝條件均在一定范圍內(nèi)變化，中低溫煤焦油的性質(zhì)也在一定范圍內(nèi)變 化。本發(fā)明所述中低溫煤焦油的性質(zhì)比重通常為0.89~1.15,通常金屬含量為5~200PPm、 硫含量為〇. 1~〇. 7 %、氮含量為0.6~1.6 %。本發(fā)明所述中低溫煤焦油，有時(shí)無機(jī)水含量為 0.2~5.0%，有時(shí)有機(jī)氧含量通常為2.5~11%、特別地為3.5~10%、更特別地為5~10%。 [0120]本發(fā)明所述中溫煤焦油，通常是包含常規(guī)沸程為120~450°C烴組分和常規(guī)沸點(diǎn)高 于450 °C烴組分的混合物，通常包含10~20%的常規(guī)沸程為120~260 °C的輕餾分Π ) 1 (含雙 環(huán)芳烴餾分）、通常包含30~40%的常規(guī)沸程為260~370°C的中餾分FD2(含雙環(huán)、三環(huán)芳烴 餾分）、包含20~35%的常規(guī)沸程為370~450°C的重餾分Π )3(含雙環(huán)至四環(huán)芳烴餾分)和8 ~20%的常規(guī)沸程高于450°C的渣油餾分Π )4(即煤瀝青餾分）。表4是典型中溫煤焦油中不 同沸程餾分含量統(tǒng)計(jì)表。
[0121]參考苊常規(guī)沸點(diǎn)（278 °C)、蒽常規(guī)沸點(diǎn)（340 °C)和丁省常規(guī)沸點(diǎn)（450 °C)，以260 °C、 370°C和450°C為分界點(diǎn)，大約常規(guī)沸點(diǎn)低于260°C的餾分含有大量一、二環(huán)結(jié)構(gòu)的芳烴，大 約常規(guī)沸點(diǎn)為260~370°C的餾分含有大量二、三環(huán)結(jié)構(gòu)的芳烴，大約常規(guī)沸點(diǎn)為370~450 °c的餾分含有大量三、四環(huán)結(jié)構(gòu)的芳烴，五環(huán)及其更多環(huán)數(shù)結(jié)構(gòu)的芳烴絕大多數(shù)集中存在 于常規(guī)沸點(diǎn)高于450°c的餾分中構(gòu)成煤瀝青餾分。
[0122]表4典型中溫煤焦油中不同沸程餾分含量統(tǒng)計(jì)表
[0124] 本發(fā)明所述中低溫煤焦油輕質(zhì)餾份油，指的是常規(guī)沸點(diǎn)一般為60~480°C、通常為 60~450°C的煤焦油餾份油，通?？梢圆捎霉潭ù布託浼夹g(shù)進(jìn)行加氫改質(zhì)。
[0125] 本發(fā)明所述中低溫煤焦油重質(zhì)餾份油，指的是常規(guī)沸點(diǎn)通常高于370°C、一般高于 400Γ的中低溫煤焦油餾分，它們的加氫熱裂化過程，指的是發(fā)生至少一部分加氫裂化反應(yīng) 生產(chǎn)分子量低于裂化原料分子量的過程，該過程通常包含并行的加氫脫金屬、加氫精制、加 氫熱裂化反應(yīng)，適宜的反應(yīng)器形式是上流式膨脹床如懸浮床反應(yīng)器或沸騰床反應(yīng)器。
[0126] 渣油餾分ΠΜ通常難以采用常規(guī)固定床技術(shù)實(shí)現(xiàn)長周期、高收率加氫輕質(zhì)化故采 用上流式膨脹床如懸浮床或沸騰床加氫技術(shù)轉(zhuǎn)化之，為了防止膠質(zhì)瀝青質(zhì)團(tuán)聚引發(fā)不必要 的結(jié)焦反應(yīng)，通常必須使用與煤渣油餾分有良好互溶能力的溶劑烴類對其溶解分散形成膠 質(zhì)瀝青質(zhì)的稀溶液，溶劑烴類可以是常規(guī)沸程為370~450°C的重餾分FD3,也可以是重餾分 FD3和渣油餾分ΠΜ的加氫芳烴部分飽和的轉(zhuǎn)化物，也可以是中餾分Π )2的加氫芳烴部分飽 和的轉(zhuǎn)化物。中餾分FD2的加氫芳烴部分飽和的轉(zhuǎn)化物屬于優(yōu)良的供氫溶劑，富含供氫烴。
[0127] 中低溫煤焦油，雜質(zhì)金屬絕大部分集中在常規(guī)沸點(diǎn)高于350°C特別是高于450°C的 餾分中，且通常以易氫解金屬組分鐵、鈣、鎂為主要組分，通常是油溶性金屬化合物如環(huán)烷 酸鐵、環(huán)烷酸鈣等，這些易氫解金屬組分是在一定高的溫度和氫氣存在條件下能夠快速發(fā) 生氫解反應(yīng)轉(zhuǎn)化為硫化物如硫化鐵、硫化鈣，并能夠形成顆粒狀沉淀物或共沉淀物，在一定 條件下，顆粒物粒徑會長大。實(shí)驗(yàn)研究和工業(yè)裝置運(yùn)轉(zhuǎn)均表明，在中低溫煤焦油的加氫反應(yīng) 過程中，原料不同組分反應(yīng)溫度按照由低到高分為以下步驟大體是符合實(shí)際的：易氫解金 屬熱分解< 高活性稠環(huán)芳烴熱縮合和加氫飽和 <低級硫化合物加氫脫硫、有機(jī)金屬絡(luò)合物 催化氫解、低級有機(jī)酚催化脫氧、多環(huán)芳烴脫殘?zhí)浚鲜鰷囟确秶ǔ?70~350°C、一般 為210~330°C，很明顯，這是一個寬范圍的反應(yīng)溫度區(qū)間，對于中低溫煤焦油的輕餾分宜控 制為不同溫度段的第一、第二、第三步驟按照由低到高分階段進(jìn)行，利于降低金屬硫化物生 成速度、降低熱縮合物生成速度、防止形成疊加峰值，實(shí)現(xiàn)易氫解金屬沉積物在催化劑床層 的縱深分布，提高沉積反應(yīng)的可控性。
[0128] 通常中低溫煤焦油輕餾分比如常規(guī)沸點(diǎn)低于350Γ的餾分的烯烴含量高、酚含量 高、膠質(zhì)含量高并含有較多在緩和條件下易反應(yīng)的組分，因此，所述的煤焦油輕餾分的預(yù)加 氫過程，通常使用加氫保護(hù)劑、烯烴加氫飽和劑、加氫脫氧劑、加氫脫殘?zhí)縿?、加氫脫硫劑?的單劑或雙劑或多劑的串聯(lián)組合或混裝組合，通常使用下流式固定床加氫反應(yīng)器。
[0129] 通常，中低溫煤焦油重餾分比如常規(guī)沸點(diǎn)高于350°C的且含有全部煤瀝青的中低 溫煤焦油餾分，其金屬含量高、膠質(zhì)含量高、瀝青質(zhì)含量高、含有固體顆粒物，因此，所述的 煤焦油重餾分的加氫熱裂化過程，通常使用上流式膨脹床比如沸騰床、懸浮床等加氫反應(yīng) 器，類似技術(shù)如中國專利ZL201010217358.1、中國專利申請CN104593060A、中國專利申請 CN104946306A所描述方法，以便在線快速更換反應(yīng)區(qū)中的因金屬沉積和或生焦而快速失活 的加氫催化劑，同時(shí)保證反應(yīng)物流通暢地通過反應(yīng)區(qū)的催化劑床層，其使用的催化劑、助劑 已經(jīng)發(fā)展出多種多樣的復(fù)合功能的催化劑、助劑。所述加氫熱裂化反應(yīng)區(qū)，催化劑床層工作 方式通常為上流式反應(yīng)器。
[0130] 實(shí)驗(yàn)和工業(yè)裝置運(yùn)行表明，通常，不含常規(guī)沸點(diǎn)高于550°C重質(zhì)煤瀝青的中低溫煤 焦油重餾分比如常規(guī)沸點(diǎn)為350~530°C的中低溫煤焦油餾分，可以使用固定床加氫技術(shù)加 工。
[0131] 以下描述高溫煤焦油及其餾分油。
[0132] 高溫?zé)捊箤儆诿焊邷責(zé)峤膺^程，熱解過程的最終溫度一般大于900°C，通常在1000 ~1400°C之間。所述高溫煤焦油指的是煤高溫?zé)峤庵迫〗固亢?或城市煤氣過程生產(chǎn)的副 產(chǎn)物粗焦油。高溫煤焦油在初級蒸餾過程，通常生產(chǎn)以下產(chǎn)品：輕油（拔頂焦油）、酚油、萘 油、輕質(zhì)洗油、重質(zhì)洗油、輕質(zhì)蒽油、重質(zhì)蒽油、瀝青等產(chǎn)品，酚油可進(jìn)一步分離為粗酚和脫 酚油，萘油可進(jìn)一步分離為粗萘和脫萘油。本發(fā)明所述高溫煤焦油輕餾分指的是:蒽油、洗 油、萘油、脫萘油、酚油、脫酚油、輕油及其混合油。
[0133] 以下描述煤焦油加氫工藝。
[0134] 已知的煤焦油加氫工藝有多種，典型工藝包含預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)、主加氫精制反 應(yīng)區(qū)和加氫改質(zhì)反應(yīng)區(qū)；煤焦油加氫制取清潔輕質(zhì)油品的工藝，至少包含預(yù)加氫精制反應(yīng) 區(qū)即包含1個加氫反應(yīng)區(qū)，通常包含預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)、主加氫精制反應(yīng)區(qū)即包含2個加氫 反應(yīng)區(qū)，特殊情況下包含預(yù)加氫精制反應(yīng)區(qū)、主加氫精制反應(yīng)區(qū)、蠟油加氫改質(zhì)反應(yīng)區(qū)、柴 油加氫改質(zhì)反應(yīng)區(qū)、石腦油加氫改質(zhì)反應(yīng)區(qū)即包含5個加氫反應(yīng)區(qū)，甚至可以包含第六反應(yīng) 區(qū)如柴油選擇性開環(huán)反應(yīng)區(qū)、第七反應(yīng)區(qū)如柴油加氫異構(gòu)降凝反應(yīng)區(qū)。
[0135] 煤焦油加氫工藝，根據(jù)反應(yīng)區(qū)的不同組合方式可以形成多種組合工藝。
[0136] 中低溫煤焦油加氫工藝和蒽油加氫工藝，既有相似性，也有差異性，一些已知方法 可以兼顧兩種原料。
[0137] 本發(fā)明所述第二烴原料BF，可以是1種寬餾分高芳烴，也可以是2種或多種不同沸 程的高芳烴的混合物;本發(fā)明所述加氫反應(yīng)過程BR進(jìn)行的加氫反應(yīng)過程，可以加工1種高芳 烴，也可以加工2種或多種不同沸程的高芳烴;本發(fā)明所述加氫反應(yīng)過程BR加工2種或多種 不同沸程的高芳烴時(shí)，可以是2路或多路進(jìn)料，不同路的原料流過的催化劑床層可以相同或 不同，可以是并聯(lián)加氫關(guān)系，也可以是先、后分別進(jìn)入多反應(yīng)區(qū)的串聯(lián)加氫過程的關(guān)系，當(dāng) 然也可以是先并聯(lián)前加氫、然后前加氫產(chǎn)物匯合后聯(lián)合后再加氫的關(guān)系，也可以是其它更 加復(fù)雜的組合關(guān)系。
[0138] 第二烴原料BF加氫改質(zhì)過程BRU的典型工藝流程范圍，包括初始煤焦油的分餾過 程AFARC、煤焦油餾分的加氫轉(zhuǎn)化過程BR、加氫反應(yīng)流出物BRP分離過程BRS、分離加氫反應(yīng) 生成油BRPO得到加氫改質(zhì)石腦油及輕質(zhì)柴油產(chǎn)品的分離及分餾過程BRP0F、加氫提質(zhì)尾油 的循環(huán)改質(zhì)過程。
[0139] 本發(fā)明所述循環(huán)裂化尾油，通常指的是針對具體原料油的加氫熱裂化生成油、加 氫提質(zhì)生成油中的不適合作為石腦油或柴油組分的高沸點(diǎn)烴，比如常規(guī)沸點(diǎn)高于300°C或 330 °C的烴組分。
[0140]以下詳細(xì)描述本發(fā)明的特征部分。
[0141] 本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，其特征在于包含 以下步驟:在第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng) 過程BR的操作壓力、加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的 條件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第二烴原料BF的加氫反 應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。
[0142] 通常，本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，在第一烴 原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力至 少5.OMPa、加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的50%的條 件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl使用的氫氣AHOl來自于第二烴原料BF的加氫反應(yīng) 過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。
[0143] 本發(fā)明所述級間氫氣物流HX，可以是新氫壓縮機(jī)BC的下游返回上游的級間氫氣物 流，可以是新氫壓縮機(jī)BC的上游進(jìn)入下游的級間氫氣物流。
[0144] 通常，本發(fā)明所述第一烴原料AF主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成，含有易發(fā) 生低壓加氫反應(yīng)的組分XC，組分XC選自下列組分的一種或幾種：
[0145] ①雙烯烴；
[0146] ②苯乙烯；
[0147] ③聚環(huán)戊二烯烴；
[0148] ④硫醇；
[0149] ⑤硫醚。
[0150] 通常，本發(fā)明所述第一烴原料AF，選自下列物料的一種或幾種：
[0151] ①分離粗苯所得重苯；
[0152] ②石油催化熱裂化過程或催化熱裂解過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分 組成的輕油；
[0153] ③烴類裂解制低碳烯烴過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油；
[0154] ④分離頁巖油所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油；
[0155] ⑤魯奇煤氣化爐所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的低溫煤焦油輕油；
[0156] ⑥油品焦化過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的焦化輕油；
[0157] ⑦其它富含易發(fā)生低壓加氫反應(yīng)的組分XC的烴油；
[0158] 第二烴原料BF，選自下列物料的一種或幾種：
[0159] ①低溫煤焦油或其餾分油；
[0160] ②中溫煤焦油或其餾分油；
[0161] ③高溫煤焦油或其餾分油；
[0162] ④煤液化過程所得煤液化油或其餾分油，煤液化工藝選自煤直接液化或油煤共 煉；
[0163] ⑤頁巖油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化過程 或重油催化裂解過程；
[0164] ⑥烴類裂解制乙烯副產(chǎn)焦油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于280°C烴組分組成的輕油；
[0165] ⑦石油基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化 過程或重油催化裂解過程；
[0166] ⑧石油砂基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂 化過程或重油催化裂解過程;石油砂基重油主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于500°C的烴組分組成；
[0167] ⑨石其它芳烴重量含量高于50%、有機(jī)氮重量含量高于0.10%的烴油。
[0168] 本發(fā)明的操作條件通常為：
[0169] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~270°C、壓力為0.5~8. OMPa、氫油體 積比為50~2000;
[0170] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為200~460°C、壓力為8.0~25. OMPa、氫油體 積比為50~5000;
[0171] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力3 · 0~25 · OMPa;
[0172] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的50%的。
[0173] 本發(fā)明的操作條件一般為：
[0174] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~220 °C、壓力為1.0~5. OMPa、氫油體 積比為50~1200;
[0175] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為230~440 °C、壓力為10.0~20.0 MPa、氫油 體積比為500~3000;
[0176] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力5 · 0~20 · OMPa;
[0177] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的35%的。
[0178] 本發(fā)明的操作條件宜為：
[0179] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作條件為:溫度為100~200 °C、壓力為1.0~4 .OMPa、氫油體 積比為50~800;
[0180] 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為230~420°C、壓力為12.0~18.OMPa、氫油 體積比為50~2000;
[0181] 加氫反應(yīng)過程ARl的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力10.0~15. OMPa;
[0182] 加氫反應(yīng)過程ARl氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的25%。
[0183] 第一烴原料AF的預(yù)加氫精制生成油物流AR1P0X，可以與第二烴原料BF聯(lián)合進(jìn)行深 度加氫精制反應(yīng)，第1種方案為：
[0184] 第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl為預(yù)加氫精制過程；
[0185] 在加氫反應(yīng)過程ARl，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑ARlC存在條件下，第一烴原料AF 進(jìn)行預(yù)加氫精制反應(yīng)ARlR轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含 加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX;
[0186]第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二 烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR為加氫精制反應(yīng)過程BRl;
[0187]在加氫精制反應(yīng)過程BRl，在氫氣和加氫精制催化劑BRlC存在條件下，第二烴原料 BF進(jìn)行加氫精制反應(yīng)BRlR轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BRlP;至少一部分物流ARlPOX進(jìn)入加 氫反應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BRlC接觸；
[0188] 分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物即BRlP，得到加氫反應(yīng)生成油BRPO和富氫氣物流 HPV，至少一部分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用；
[0189] 第一烴原料AF的預(yù)加氫精制生成油物流AR1P0X，可以與第二烴原料BF聯(lián)合進(jìn)行深 度加氫精制反應(yīng)，第2種方案為：
[0190] 第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程ARl為預(yù)加氫精制過程；
[0191] 在加氫反應(yīng)過程ARl，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑ARlC存在條件下，第一烴原料AF 進(jìn)行預(yù)加氫精制反應(yīng)ARlR轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含 加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX;
[0192] 第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二 烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR包含加氫精制過程BRl和加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2;
[0193] 在加氫精制反應(yīng)過程BRl，在氫氣和加氫精制催化劑BRlC存在條件下，第二烴原料 BF進(jìn)行加氫精制反應(yīng)BRlR轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BRlP;至少一部分物流ARlPOX進(jìn)入加 氫反應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BRlC接觸;分離加氫精制反應(yīng)流出物BRlP得到包含加氫精 制生成油BRlPO的物流BRlPOX;
[0194] 在加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2,在氫氣和加氫改質(zhì)催化劑BR2C存在條件下，物流BRlPOX 進(jìn)行加氫改質(zhì)反應(yīng)BR2R轉(zhuǎn)化為加氫改質(zhì)反應(yīng)流出物BR2P;
[0195] 分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物，得到加氫轉(zhuǎn)化生成油BRPO和富氫氣物流HPV，至少 一部分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用。
[0196] 本發(fā)明，分離加氫反應(yīng)流出物ARlP得到包含加氫反應(yīng)生成油ARlPO的物流ARlPOX， 所述分離方式，選自下列方式中的一種；
[0197] ①在熱高壓分離過程ARlPSl，加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為熱高分油AR1PS1L、熱高 分氣AR1PS1V，至少一部分熱高分油AR1PS1L用作為物流ARlPOX;
[0198] ②在熱高壓分離過程ARlPSl，加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為熱高分油AR1PS1L、熱高 分氣AR1PS1V，分離熱高分油AR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS1L-S，至少1個窄餾分 油品AR1PS1L-SX用作為物流AR1P0X;
[0199] ③在冷高壓分離過程AR1PS3,加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為冷高分油AR1PS3L、冷高 分氣AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作為物流ARlPOX;
[0200] ④在冷高壓分離過程AR1PS3,加氫反應(yīng)流出物ARlP分離為冷高分油AR1PS3L、冷高 分氣AR1PS3V，分離冷高分油AR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS3L-S，至少1個窄餾分 油品AR1PS3L-SX用作為物流AR1P0X。
[0201]本發(fā)明，分離加氫精制反應(yīng)流出物BRlP得到包含加氫精制生成油BRlPO的物流 BR1P0X，所述分離方式，選自下列方式中的一種；
[0202]①在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣81?1?31￥，至少一部分熱高分油81?1?311^用作為物流81?1?0父；
[0203]②在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BR1PS1V，分離熱高分油BR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS1L-S，至少1個窄 餾分油品BRl PSIL-SX用作為物流BRl POX;
[0204]③在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為冷高分油BR1PS3L、 冷高分氣BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作為物流BR1P0X;
[0205]④在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為冷高分油BR1PS3L、 冷高分氣BR1PS3V，分離冷高分油BR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS3L-S，至少1個窄 餾分油品BR1PS3L-SX用作為物流BR1P0X;
[0206]⑤在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BRlPSl V;
[0207] 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高 分氣BR1PS2V;至少一部分中溫高分油BR1PS2L用作為物流BR1P0X;
[0208]⑥在熱高壓分離過程BRlPSl，加氫精制反應(yīng)流出物BRlP分離為熱高分油BR1PS1L、 熱高分氣BRlPSl V;
[0209] 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高 分氣BR1PS2V;分離中溫高分油BR1PS2L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS2L-S，至少1個窄餾 分油品BR1PS2L-SX用作為物流BR1P0X。
[0210] 以下詳細(xì)描述本發(fā)明的加氫反應(yīng)過程的氣相硫化氫濃度的一般控制原則。
[0211] 根據(jù)需要，可以將任一種補(bǔ)充硫加入任一加氫反應(yīng)過程，但通常是加入到最上游 的加氫反應(yīng)過程入口，以保證反應(yīng)過程必須的最低硫化氫濃度比如500PPm(v)或1000 PPm (V)或規(guī)定值，以保證催化劑必須的硫化氫分壓不低于最低的規(guī)定值。所述的補(bǔ)充硫可以是 含硫化氫或可以轉(zhuǎn)化為硫化氫的對加氫轉(zhuǎn)化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生成硫化氫的二硫化碳或二甲基二硫等。當(dāng)預(yù)加氫反應(yīng)過程 Rl的稀釋烴以含硫化氫的加氫反應(yīng)流出物形式提供時(shí)，如果其中的硫化氫數(shù)量滿足預(yù)加氫 反應(yīng)過程Rl的需要，可以不再使用補(bǔ)硫劑。
[0212] 以下詳細(xì)描述本發(fā)明的加氫反應(yīng)流出物的高壓分離過程的一般原則。
[0213] 加氫反應(yīng)流出物的高壓分離過程通常包含冷高壓分離器，當(dāng)加氫反應(yīng)流出物中烴 油密度大（比如與水密度接近)或粘度大或與水乳化難于分離時(shí)，還需要設(shè)置操作溫度通常 為150~450 °C的熱高壓分離器，此時(shí)加氫反應(yīng)流出物進(jìn)入熱高壓分離器分離為一個在體積 上主要由氫氣組成的熱高分氣氣體和一個主要由常規(guī)液體烴以及可能存在的固體組成的 熱高分油液體，熱高分氣進(jìn)入操作溫度通常為20~80 °C的冷高壓分離器分離為冷高分油和 冷高分氣，由于大量高沸點(diǎn)組分進(jìn)入熱高分油液體中，實(shí)現(xiàn)了以下目標(biāo):冷高分油密度變小 或粘度變小或與水易于分離。加氫反應(yīng)流出物的高壓分離過程設(shè)置熱高壓分離器，還具備 減少熱量損失的優(yōu)點(diǎn)，因?yàn)闊岣叻钟鸵后w可以避免熱高分氣經(jīng)歷的使用空冷器或水冷器的 冷卻降溫過程。同時(shí)，可以將部分熱高分油液體返回上游的加氫反應(yīng)過程循環(huán)使用，以改善 接收該循環(huán)油的加氫反應(yīng)過程的總體原料性質(zhì)，或?qū)υ撗h(huán)油進(jìn)行循環(huán)加氫。
[0214]加氫反應(yīng)流出物或熱高分氣進(jìn)入冷高壓分離部分之前，通常先降低溫度(一般是 與反應(yīng)部分進(jìn)料換熱）至約220~100°C(該溫度應(yīng)高于該加氫反應(yīng)流出物氣相中硫氫化氨 結(jié)晶溫度），然后通常向其中注入洗滌水形成注水后加氫反應(yīng)流出物，洗滌水用于吸收氨及 可能產(chǎn)生的其它雜質(zhì)如氯化氫等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氫。在冷高壓分離部 分，所述注水后加氫反應(yīng)流出物分離為:一個在體積上主要由氫氣組成的冷高分氣、一個主 要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的冷高分油、一個主要由水組成的并溶解有氨、硫化氫的冷 高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般為〇. 5~15% (w)，最好為1~8% (w)。注洗滌水的 一個目的是吸收加氫反應(yīng)流出物中的氨和硫化氫，防止形成硫氫化氨或多硫氨結(jié)晶堵塞換 熱器通道，增加系統(tǒng)壓力降。所述洗滌水的注入量，應(yīng)根據(jù)下述原則確定:一方面，洗滌水注 入加氫反應(yīng)流出物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；再一方面，洗滌水用于吸收加氫反應(yīng)流出物中的氨，防止高分氣的氨濃度太 高，降低催化劑活性，通常高分氣的氨體積濃度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大 于50PPm(v)。所述的冷高壓分離器操作壓力為加氫反應(yīng)部分壓力減去實(shí)際壓力降，冷高壓 分離部分操作壓力與加氫反應(yīng)壓力的差值，不宜過低或過高，一般為〇. 35~3.2MPa、通常為 0.5~1.5MPa。所述的冷高分氣的氫氣體積濃度值，不宜過低（導(dǎo)致裝置操作壓力上升），一 般應(yīng)不低于70% (V)、宜不低于80% (V)、最好不低于85% (V)。如前所述至少一部分、通常為 85~100%的冷高分氣返回在加氫反應(yīng)部分循環(huán)使用，以提供加氫反應(yīng)部分必須的氫氣量 和氫濃度;為了提高裝置投資效率，必須保證循環(huán)氫濃度不低于前述的低限值，為此，根據(jù) 具體的原料性質(zhì)、反應(yīng)條件、產(chǎn)品分布，可以排除一部分所述冷高分氣以排除反應(yīng)產(chǎn)生的甲 烷、乙烷。對于排放的冷高分氣，可以采用常規(guī)的膜分離工藝或變壓吸附工藝或油洗工藝實(shí) 現(xiàn)氫氣和非氫氣體組分分離，并將回收的氫氣用作新氫。
[0215]新氫進(jìn)入加氫部分以補(bǔ)充加氫反應(yīng)過程消耗的氫氣，新氫氫濃度越高越好，一般 不宜低于95% (V)，最好不低于99% (V)。可將部分或全部新氫引入任一加氫反應(yīng)部分。 [0216] 對照例1
[0217]某煤焦油加工廠，計(jì)劃建設(shè)一套3萬噸/年重苯加氫改質(zhì)裝置ARU生產(chǎn)柴油餾分和 石腦油餾分，原料重苯性質(zhì)見表1，重量流量3.75t/h，20 °C體積流率3.9m3/h，采用中國專利 201210433520.2的實(shí)施例1描述的方案即包含預(yù)加氫精制反應(yīng)過程、主加氫精制反應(yīng)過程、 加氫改制過程，裝置ARU的原料油重量氫耗為4.9 %即183.75kg/h、2043Nm3/h。
[0218]重苯加氫改質(zhì)裝置ARU，由于粗苯預(yù)加氫精制反應(yīng)過程的氫氣分壓2.OMPa低于主 加氫精制反應(yīng)過程的氫氣分壓8. OMPa，也低于加氫改質(zhì)反應(yīng)過程的氫氣分壓8. OMPa，故其 循環(huán)氫壓縮機(jī)ARl-RHC必須獨(dú)立設(shè)置，循環(huán)氫壓縮機(jī)ARl-RHC共2臺，運(yùn)行方式為1開1備，
[0219] 預(yù)加氫精制反應(yīng)過程循環(huán)稀釋油為預(yù)加氫精制生成油，其重量為11.25t/h(20°C 體積流率約為13.7m3/h)即重量循環(huán)比為3.0,預(yù)加氫精制反應(yīng)過程總原料油15t/h、17.6m3/ h〇
[0220] 預(yù)加氫精制反應(yīng)過程氫油體積比為200,需要?dú)錃?520Nm3/h，循環(huán)氫壓縮機(jī)ARl-RHC負(fù)荷考慮為4000Nm 3/h負(fù)荷，其主要技術(shù)參數(shù)如下：
[0221] 該廠同時(shí)計(jì)劃建設(shè)一套15萬噸/年蒽油餾分油加氫改質(zhì)裝置BRU生產(chǎn)柴油餾分和 石腦油餾分，原料為表3所列重質(zhì)洗油、表3所列脫晶I蒽油，重量流量18.75t/h，20°C體積流 率16.59m 3/h，采用高壓加氫精制、加氫裂化方案，反應(yīng)過程的氫氣分壓15.0~16 . OMPa，裝 置BRU的原料油重量氫耗為8.6%即1612.5kg/h、17930Nm3/h，設(shè)置新氫壓縮機(jī)BR-FHC共2 臺，運(yùn)行方式為1開1備。
[0222] 裝置BRU和裝置ARU的新氫集中供應(yīng)總計(jì)19973Nm3/h，聯(lián)合新氫壓縮機(jī)FHC共2臺， 運(yùn)行方式為1開1備。
[0223] 表5 ARl-RHC單臺循環(huán)氫壓縮機(jī)操作條件
[0228] 實(shí)施例1
[0229] 基于對照例1，基于3萬噸/年重苯加氫改質(zhì)裝置ARU的預(yù)加氫精制反應(yīng)過程ARl的 循環(huán)氫壓縮機(jī)ARl-RHC的氫氣用量（為3520~4000Nm 3/h)僅為新氫壓縮機(jī)FHC額定流量 23000Nm3/h的15.3~17.4 %的條件，采用本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓 縮機(jī)組合方法，不設(shè)置專用循環(huán)氫壓縮機(jī)AR1-RHC，通過擴(kuò)大聯(lián)合新氫壓縮機(jī)FHC的一級流 量、使用1級返回氫氣作為重苯預(yù)加氫精制反應(yīng)過程ARl的氫氣原料，即形成整合新氫壓縮 機(jī)組TFHC。整合新氫壓縮機(jī)組TFHC考慮壓縮機(jī)各級動平衡后，壓力參數(shù)方案如表7所示。 [0230]表7實(shí)施例1單臺整合新氫壓縮機(jī)TFHC操作條件
[0232] 與常規(guī)工藝相比，本實(shí)施例的特點(diǎn)主要表現(xiàn)在：
[0233] ①省去了 2套氣量為4000Nm3/h的氫氣壓縮機(jī)組和配套系統(tǒng)（儀表控制系統(tǒng)、配電 系統(tǒng)、土建基礎(chǔ)、機(jī)房或機(jī)棚、場地），可顯著節(jié)省投資和能耗，減少機(jī)組管理和維護(hù)任務(wù)；
[0234] ②重苯加氫改質(zhì)裝置ARU的預(yù)加氫精制反應(yīng)過程ARl，氫氣全部為新氫故氣相氫氣 純度高，可以降低反應(yīng)操作壓力，利于節(jié)省投資和能耗；
[0235] ③由于使用的氫氣氫氣AHO1是壓縮機(jī)TFHC的1級出口返回1級入口的循環(huán)氣體，因 此壓縮機(jī)TFHC的余量調(diào)節(jié)氣體約3000Nm 3/h(23000Nm3/h減去19973Nm3/h)，可以用作預(yù)加氫 精制反應(yīng)過程ARl的備用冷氫，故極大增強(qiáng)了裝置運(yùn)轉(zhuǎn)的安全性；
[0236] ④由于使用的氫氣氫氣AHO1是壓縮機(jī)TFHC的1級出口返回1級入口的循環(huán)氣體，因 此壓縮機(jī)TFHC的工作機(jī)組與備用機(jī)組的切換機(jī)組過程基本不產(chǎn)生過多的機(jī)組控制牽制影 響；
[0237] ⑤氫氣壓縮機(jī)TFHC的工作介質(zhì)發(fā)生變化，新鮮氫氣變成了含少量雜質(zhì)組分如硫化 氫、氨、水、輕烴的氫氣。
[0238] 實(shí)施例2
[0239] 基于實(shí)施例1，蒽油餾分油加氫改質(zhì)裝置BRU的原料規(guī)模由15萬噸/年降低至7.5萬 噸/年，裝置BRU的原料油重量氫耗為8.6 %即即806.25kg/h、8964Nm3/h;
[0240] 重苯加氫改質(zhì)裝置ARU的原料規(guī)模由3萬噸/年提高至6萬噸/年，裝置ARU的原料油 重量氫耗為4 · 9 % 即 367 · 5kg/h、4086Nm3/h;
[0241] 聯(lián)合新氫壓縮機(jī)FHC額定流量13050Nm3/h，額定流率為14500Nm 3/h;
[0242] 基于6萬噸/年重苯加氫改質(zhì)裝置ARU的預(yù)加氫精制反應(yīng)過程ARl的循環(huán)氫壓縮機(jī) 八尺1-冊(：的氫氣用量(為7040~8000_ 3/11)，為新氫壓縮機(jī)?!1(：額定流量14500_3/11的48.6~ 55.2%的條件，采用本發(fā)明一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，不設(shè) 置專用循環(huán)氫壓縮機(jī)AR1-RHC，使用聯(lián)合新氫壓縮機(jī)FHC的1級出口進(jìn)入2級入口的熱態(tài)新氫 氣作為重苯預(yù)加氫精制反應(yīng)過程ARl的氫氣原料，即形成整合新氫壓縮機(jī)組TFHC。整合新氫 壓縮機(jī)組TFHC考慮壓縮機(jī)各級動平衡后，主要壓力進(jìn)行調(diào)整，基本方案如表8所示。
[0243] 表8實(shí)施例2單臺整合新氫壓縮機(jī)TFHC操作條件
【主權(quán)項(xiàng)】
1. 一種不同烴原料的加氫轉(zhuǎn)化過程的氫氣壓縮機(jī)組合方法，其特征在于包含以下步 驟： 在第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR 的操作壓力、加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的條件下， 第一經(jīng)原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1使用的氫氣AHO1來自于第二經(jīng)原料BF的加氫反應(yīng)過程BR 的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。2. 根據(jù)權(quán)利要求1所述方法，其特征在于： 在第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于第二烴原料BF的加氫反應(yīng)過程BR 的操作壓力至少5. OMPa、加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用 量的50%的條件下，第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1使用的氫氣AH01來自于第二烴原料 BF的加氫反應(yīng)過程BR的新氫壓縮機(jī)BC的級間氫氣物流HX。3. 根據(jù)權(quán)利要求1或2所述方法，其特征在于:所述級間氫氣物流HX，是新氫壓縮機(jī)BC的 下游返回上游的級間氫氣物流。4. 根據(jù)權(quán)利要求1或2所述方法，其特征在于:所述級間氫氣物流HX，是新氫壓縮機(jī)BC的 上游進(jìn)入下游的級間氫氣物流。5. 根據(jù)權(quán)利要求1或2所述方法，其特征在于： 第一烴原料AF，主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成，含有易發(fā)生低壓加氫反應(yīng)的組 分XC，組分XC選自下列組分的一種或幾種： ① 雙烯烴； ② 苯乙烯； ③ 聚環(huán)戊二烯烴； ④ 硫醇； ⑤ 硫醚。6. 根據(jù)權(quán)利要求1或2所述方法，其特征在于： 第一烴原料AF，選自下列物料的一種或幾種： ① 分離粗苯所得重苯； ② 石油催化熱裂化過程或催化熱裂解過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成 的輕油； ③ 烴類裂解制低碳烯烴過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油； ④ 分離頁巖油所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的輕油； ⑤ 魯奇煤氣化爐所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的低溫煤焦油輕油； ⑥ 油品焦化過程所得主要由常規(guī)沸點(diǎn)低于280°C烴組分組成的焦化輕油； ⑦ 其它富含易發(fā)生低壓加氫反應(yīng)的組分XC的烴油； 第二烴原料BF，選自下列物料的一種或幾種： ① 低溫煤焦油或其餾分油； ② 中溫煤焦油或其餾分油； ③ 高溫煤焦油或其餾分油； ④ 煤液化過程所得煤液化油或其餾分油，煤液化工藝選自煤直接液化或油煤共煉； ⑤ 頁巖油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化過程或重 油催化裂解過程； ⑥ 烴類裂解制乙烯副產(chǎn)焦油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于280Γ烴組分組成的輕油； ⑦ 石油基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化過程 或重油催化裂解過程； ⑧ 石油砂基重油熱加工過程所得油品，熱加工過程是重油焦化過程或重油催化裂化過 程或重油催化裂解過程;石油砂基重油主要由常規(guī)沸點(diǎn)高于500°C的烴組分組成； ⑨ 石其它芳烴重量含量高于50 %、有機(jī)氮重量含量高于0.10 %的烴油。7. 根據(jù)權(quán)利要求6所述方法，其特征在于： 加氫反應(yīng)過程AR1的操作條件為:溫度為100~270°C、壓力為0.5~8.0MPa、氫油體積比 為50~2000; 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為200~460 °C、壓力為8.0~25. OMPa、氫油體積比 為50~5000; 加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力3.0~25. OMPa; 加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的50 %的。8. 根據(jù)權(quán)利要求6所述方法，其特征在于： 加氫反應(yīng)過程AR1的操作條件為:溫度為100~220°C、壓力為1.0~5.0MPa、氫油體積比 為50~1200; 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為230~440 °C、壓力為10.0~20.0 MPa、氫油體積 比為500~3000; 加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力5.0~20.0 MPa; 加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的35 %的。9. 根據(jù)權(quán)利要求6所述方法，其特征在于： 加氫反應(yīng)過程AR1的操作條件為:溫度為100~200°C、壓力為1.0~4.0MPa、氫油體積比 為50~800; 加氫反應(yīng)過程BR的操作條件為:溫度為230~420 °C、壓力為12.0~18. OMPa、氫油體積 比為50~2000; 加氫反應(yīng)過程AR1的操作壓力低于加氫反應(yīng)過程BR的操作壓力10 · 0~15 · OMPa; 加氫反應(yīng)過程AR1氫氣體積用量低于加氫反應(yīng)過程BR新氫體積用量的25 %。10. 根據(jù)權(quán)利要求6所述方法，其特征在于： 第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1為預(yù)加氫精制過程； 在加氫反應(yīng)過程AR1，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑AR1C存在條件下，第一烴原料AF進(jìn)行 預(yù)加氫精制反應(yīng)AR1R轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物AR1P得到包含加氫 反應(yīng)生成油AR1P0的物流AR1P0X; 第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二烴原 料BF的加氫反應(yīng)過程BR為加氫精制反應(yīng)過程BR1; 在加氫精制反應(yīng)過程BR1，在氫氣和加氫精制催化劑BR1C存在條件下，第二烴原料BF進(jìn) 行加氫精制反應(yīng)BR1R轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BR1P;至少一部分物流AR1P0X進(jìn)入加氫反 應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BR1C接觸； 分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物即BR1P，得到加氫反應(yīng)生成油BRP0和富氫氣物流HPV，至 少一部分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用。11. 根據(jù)權(quán)利要求6所述方法，其特征在于： 第一烴原料AF的加氫反應(yīng)過程AR1為預(yù)加氫精制過程； 在加氫反應(yīng)過程AR1，在氫氣和預(yù)加氫精制催化劑AR1C存在條件下，第一烴原料AF進(jìn)行 預(yù)加氫精制反應(yīng)AR1R轉(zhuǎn)化為加氫反應(yīng)流出物AR1P，分離加氫反應(yīng)流出物AR1P得到包含加氫 反應(yīng)生成油AR1P0的物流AR1P0X; 第二烴原料BF為焦油餾分油，主要由常規(guī)沸點(diǎn)為100~540°C的烴組分組成，第二烴原 料BF的加氫反應(yīng)過程BR包含加氫精制過程BR1和加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2; 在加氫精制反應(yīng)過程BR1，在氫氣和加氫精制催化劑BR1C存在條件下，第二烴原料BF進(jìn) 行加氫精制反應(yīng)BR1R轉(zhuǎn)化為加氫精制反應(yīng)流出物BR1P;至少一部分物流AR1POX進(jìn)入加氫反 應(yīng)過程BR與加氫精制催化劑BR1C接觸;分離加氫精制反應(yīng)流出物BR1P得到包含加氫精制生 成油BR1PO的物流BR1POX; 在加氫改質(zhì)反應(yīng)過程BR2，在氫氣和加氫改質(zhì)催化劑BR2C存在條件下，物流BR1POX進(jìn)行 加氫改質(zhì)反應(yīng)BR2R轉(zhuǎn)化為加氫改質(zhì)反應(yīng)流出物BR2P; 分離加氫反應(yīng)過程BR最終產(chǎn)物，得到加氫轉(zhuǎn)化生成油BRPO和富氫氣物流HPV，至少一部 分富氫氣物流HPV返回加氫反應(yīng)過程BR循環(huán)使用。12. 根據(jù)權(quán)利要求10所述方法，其特征在于： 分離加氫反應(yīng)流出物AR1P得到包含加氫反應(yīng)生成油AR1PO的物流AR1POX，所述分離方 式，選自下列方式中的一種； ① 在熱高壓分離過程AR1PS1，加氫反應(yīng)流出物AR1P分離為熱高分油AR1PS1L、熱高分氣 AR1PS1V，至少一部分熱高分油AR1PS1L用作為物流AR1POX; ② 在熱高壓分離過程AR1PS1，加氫反應(yīng)流出物AR1P分離為熱高分油AR1PS1L、熱高分氣 AR1PS1V，分離熱高分油AR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS1L-S，至少1個窄餾分油品 AR1PS1L-SX 用作為物流 AR1POX; ③ 在冷高壓分離過程AR1PS3，加氫反應(yīng)流出物AR1P分離為冷高分油AR1PS3L、冷高分氣 AR1PS3V，至少一部分冷高分油AR1PS3L用作為物流AR1POX; ④ 在冷高壓分離過程AR1PS3，加氫反應(yīng)流出物AR1P分離為冷高分油AR1PS3L、冷高分氣 AR1PS3V，分離冷高分油AR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品AR1PS3L-S，至少1個窄餾分油品 AR1PS3L-SX 用作為物流 AR1POX。13. 根據(jù)權(quán)利要求11所述方法，其特征在于： 分離加氫精制反應(yīng)流出物BR1P得到包含加氫精制生成油BR1PO的物流BR1POX，所述分 離方式，選自下列方式中的一種； ① 在熱高壓分離過程BR1PS1，加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為熱高分油BR1PS1L、熱高 分氣BR1PS1V，至少一部分熱高分油BR1PS1L用作為物流BR1POX; ② 在熱高壓分離過程BR1PS1，加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為熱高分油BR1PS1L、熱高 分氣BR1PS1V，分離熱高分油BR1PS1L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS1L-S，至少1個窄餾分 油品BR1PS1L-SX用作為物流BR1POX; ③ 在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為冷高分油BR1PS3L、冷高 分氣BR1PS3V，至少一部分冷高分油BR1PS3L用作為物流BR1POX; ④ 在冷高壓分離過程BR1PS3,加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為冷高分油BR1PS3L、冷高 分氣BR1PS3V，分離冷高分油BR1PS3L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS3L-S，至少1個窄餾分 油品BR1PS3L-SX用作為物流BR1P0X; ⑤ 在熱高壓分離過程BR1PS1，加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為熱高分油BR1PS1L、熱高 分氣 BR1PS1V; 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高分氣 BR1PS2V;至少一部分中溫高分油BR1PS2L用作為物流BR1P0X; ⑥ 在熱高壓分離過程BR1PS1，加氫精制反應(yīng)流出物BR1P分離為熱高分油BR1PS1L、熱高 分氣 BR1PS1V; 在中溫高壓分離過程BR1PS2,高分氣BR1PS1V分離為中溫高分油BR1PS2L、中溫高分氣 BR1PS2V;分離中溫高分油BR1PS2L得到2個或多個窄餾分油品BR1PS2L-S，至少1個窄餾分油 品BR1PS2L-SX用作為物流BR1P0X。
【文檔編號】C10G67/00GK105861044SQ201610172543
【公開日】2016年8月17日
【申請日】2016年3月21日
【發(fā)明人】何巨堂, 郭凱, 李博, 董曉雷, 韓清霞
【申請人】何巨堂, 郭凱, 李博, 董曉雷, 韓清霞