CN101629103A - 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法，主要由煤焦油轻馏份组成的第一烃馏份在第一加氢装置完成转化分离，主要由煤焦油重馏份组成的第二烃馏份在第二加氢装置完成转化分离，两套加氢装置共用循环氢压缩机，第二加氢装置得到的加氢轻馏份进入第一加氢装置的反应部分或高分油分离部分。本发明对沸程不同的煤焦油馏份选择各自合适的加氢精制反应条件，具有提高产品质量、平稳操作、降低能耗、减少催化剂用量、延长操作周期、简化流程等优点，特别适合于中高温煤焦油宽馏份的大规模分类联合加氢转化。
Description
技术领域
本发明涉及一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法，特别适合于中、高温煤焦油宽馏份的大规模分类联合加氢转化。
背景技术
众所周知，来自煤热解或煤造气或其它过程的初始煤焦油，如果适合于加氢转化的煤焦油含有不同沸程馏份(比如石脑油馏份、柴油馏份、重馏份)，则不同沸程馏份的性质(比如氢含量、密度、粘度、残碳含量、金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、焦质含量、沥青质含量、沸点)差别很大，对它们进行加氢转化生产清洁油品时，反应历程、反应压力及温度条件、催化剂配置、氢耗、运行周期、分馏方式和产品质量均不相同甚至差别很大，对于小规模加工情况，比较适合于联合加工(不同沸程馏份混合在一起进行加工)，可以简化流程、减少工程投资。但对于大规模加工情况，联合加工存在着如下缺点：
①由于不同沸程馏份的杂质、金属、残碳等含量差别大，对煤焦油轻馏份、煤焦油重馏份混合馏份，在接触加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱残碳剂的反应过程中，煤焦油轻馏份对煤焦油重馏份形成稀释作用，降低了反应物浓度，增加了加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱残碳剂用量；
②由于煤焦油轻馏份中易反应物如含氧酚类、小分子不饱和烃等含量比煤焦油重馏份中易反应物的含量高的多，煤焦油轻馏份需要在较低温度下进行反应以防止催化剂床层局部温升过大；但在较低反应温度下，煤焦油重馏份难于进行反应，且对煤焦油轻馏份形成稀释作用，降低了反应物浓度，增加了加氢脱氧剂用量；对于粘度高的煤焦油重馏份，较低反应温度下流动性差，导致催化剂床层压力降过大，无法进行正常反应操作；
③由于石脑油馏份、柴油馏份、重馏份的平均分子的大小和形状差别很大，同样功能(比如加氢脱氮)的最合适的催化剂配方必然不同，联合加工无法选择性能最佳的催化剂和操作条件；
④由于石脑油馏份、柴油馏份、重馏份的平均分子的大小和形状差别很大，联合加工时，如全部实现合适深度的加氢精制，则必然对某一馏份形成过度加氢，增大氢耗、降低液体产品收率；
⑤由于煤焦油加氢精制过程具有“裂化”效应，重馏份加氢精制过程“裂化”出石脑油馏份、柴油馏份，但“裂化”出较小分子的时间不一致，较小分子的加氢精制过程时间也有长有短，其精制效果不一致，如保证“裂化”出的较小分子的加氢精制效果即选择更苛刻的加氢精制条件，则对其它馏份形成过度加氢，降低液体收率或降低产品质量，并增加氢耗和催化剂耗量；
⑥不同沸程馏份混合加氢转化后，石脑油馏份、柴油馏份、重馏份之间需要蒸馏份离，耗能巨大；
⑦工业经验表明，石脑油馏份、柴油馏份与重馏份任二者混合油，多数情况下其储罐存在一定的分层现象，尽管采用罐内强制循环方式等以求均匀化，但混合煤焦油性质不稳定问题很难彻底消除，这将导致全馏份或宽馏份煤焦油加氢装置原料性质不稳定，加氢反应操作不稳定，加氢反应流出物的分离部分的操作不稳定。
关于不同沸程煤焦油馏份分别加氢的组合方法，未见报道。
关于分离初始煤焦油得到不同沸程煤焦油馏份并分别加氢的方法，未见报道。
本发明的目的在于提供一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法。
发明内容
本发明一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法，包括如下步骤：
在第一加氢装置，在第一加氢反应部分，主要由煤焦油轻馏份组成的第一烃馏份完成第一加氢反应转化为第一加氢反应流出物，第一加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第一高压分离部分，分离第一加氢反应流出物得到第一高分气、第一高分油和第一高分水；在第一高分油分离部分，分离第一高分油得到第一加氢柴油等产品；至少一部分第一高分气进入第一加氢反应部分作第一循环氢使用；
在第二加氢装置，在第二加氢反应部分，主要由煤焦油重馏份组成的第二烃馏份完成第二加氢反应转化为第二加氢反应流出物，第二加氢反应条件为：温度为220～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第二高压分离部分，分离第二加氢反应流出物得到第二高分气、第二高分油和第二高分水；在第二高分油分离部分，得到第二加氢柴油、第二加氢重油等产品；至少一部分第二高分气进入第二加氢反应部分作第二循环氢使用；
第一循环氢和第二循环氢共用循环氢压缩机。
本发明特征进一步在于：
在第二高分油分离部分，得到第二加氢轻馏份油，至少一部分第二加氢轻馏份油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
本发明特征进一步在于：
在第二高分油分离部分，得到一个低氮含量第二加氢石脑油和一个高氮含量第二加氢石脑油，至少一部分高氮含量第二加氢石脑油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
本发明特征进一步在于：
在第二高分油分离部分，第二高分油减压后进入第二低压分离器分离为第二低压气和第二低分油，第二低分油进入第二低分油分馏塔分离为第二低分油分馏塔塔顶气、最重烃类为加氢柴油馏份的第二低分油分馏塔塔顶油和第二低分油分馏塔塔底油；至少一部分第二低分油分馏塔塔顶油进入第一高分油分离部分。
本发明特征进一步在于：
第一高分油中最重烃类为加氢柴油馏份。
本发明特征进一步在于：
第一加氢反应条件为：温度为200～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第二加氢反应条件为：温度为240～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
本发明特征进一步在于：
加氢石脑油的氮含量(平均值)低于10PPm；
加氢柴油的十六烷值(平均值)高于30。
本发明特征进一步在于：
加氢石脑油的氮含量(平均值)低于4PPm；
加氢柴油的十六烷值(平均值)高于35。
本发明特征进一步在于：
在煤焦油分离部分，分离初始煤焦油得到第一烃馏份和第二烃馏份，第一烃馏份和第二烃馏份分别去第一加氢反应部分和第二加氢反应部分。
本发明特征进一步在于：
在煤焦油分离部分，分离初始煤焦油得到第一烃馏份、第二烃馏份和煤沥青，第一烃馏份和第二烃馏份分别去第一加氢反应部分和第二加氢反应部分。
本发明特征进一步在于：
在第三加氢反应部分，第二加氢重油完成第三加氢反应转化为第三加氢反应流出物，第三加氢反应条件为：温度为280～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
本发明特征进一步在于：
第三加氢反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
本发明特征进一步在于：
在第三高压分离部分，分离第三加氢反应流出物得到第三高分气、第三高分油；
至少一部分第三高分气进入第三加氢反应部分作第三循环氢使用；
第一循环氢、第二循环氢和第三循环氢共用循环氢压缩机。
在第三高分油分离部分，得到第三加氢柴油等产品。
本发明特征进一步在于：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
本发明特征进一步在于：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去去第三加氢反应部分与第三加氢裂化催化剂接触。
本发明特征进一步在于：
第三加氢反应流出物进入第二高分油分离部分。
本发明特征进一步在于：
第三加氢反应流出物进入第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
本发明特征进一步在于：
第三加氢反应流出物进入第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
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℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述煤焦油石脑油潜馏份指的是加氢转化为适合于作石脑油馏份的煤焦油烃类，其常规沸点一般为60～190℃、通常为60～180℃。
本发明所述煤焦油柴油潜馏份指的是加氢转化为适合于作柴油馏份的煤焦油烃类，其常规沸点一般为160～390℃、通常为180～370℃。
本发明所述煤焦油轻馏份指的是煤焦油石脑油潜馏份和或煤焦油柴油潜馏份，其常规沸点一般为60～390℃、通常为60～370℃。
本发明所述煤焦油重油馏份指的是常规沸点一般高于370℃、通常高于390℃的馏份。
本发明所述含重馏份的煤焦油，其重馏份的含量，一般高于10％、通常高于30％、最好高于40％。
本发明所述宽馏份煤焦油指的是含有煤焦油轻馏份和煤焦油重馏份的煤焦油，其常规沸点一般为60～550℃。
多数中温煤焦油的适合于加氢的馏份的常规沸点范围一般为100～530℃。
本发明所述煤焦油，指的是适合于加氢改质的来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，通常是来自煤焦油产品的比煤沥青组分轻的馏份。因此，可以是煤造气的副产物(低温煤焦油)的馏份(由常规沸点温度低于450℃馏份组成)、也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中炼焦、高温炼焦过程)的副产物煤焦油或煤焦油馏份，其常规沸点温度通常低于530℃，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。由于萘价格高(约7000元/吨)，对于高温煤焦油馏份，进入加氢改质装置之前，通常已将其中的萘分离回收。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述煤焦油的性质比重通常为0.89～1.25，常规沸点一般为60～530℃通常为120～510℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.1～0.4％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。
按照本发明，所述煤焦油进行加氢之前，通常经过脱水和过滤除固体颗粒的过程。
本发明所述第一烃馏份指的是主要由煤焦油轻馏份组成的烃馏份，它可以是来自罐区的低温煤焦油轻馏份，也可以是初始低温煤焦油分离部分得到的馏份，还可以是初始中温煤焦油或高温煤焦油分离部分得到的馏份。
本发明所述第二烃馏份指的是主要由煤焦油重馏份组成的烃馏份，它可以是来自罐区的低温煤焦油重馏份，也可以是初始低温煤焦油分离部分得到的馏份，还可以是初始中温煤焦油或高温煤焦油分离部分得到的馏份。
煤焦油重油，有时含有不适合于加氢处理的煤焦油煤沥青，此时在含有低温煤焦油重油的初始煤焦油的分离部分，还会得到煤沥青产品。
本发明所述煤焦油分离部分，其全部原料至少含有煤焦油轻馏份和煤焦油重馏份，还可能含有煤沥青组分。
本发明所述煤焦油分离部分，其产品至少有主要由煤焦油轻馏份组成的第一烃馏份和主要由煤焦油重馏份组成的第二烃馏份，还可能有煤沥青。
本发明所述煤焦油分离部分，通常采用减压蒸馏份离方式操作，其减压蒸馏塔塔顶操作压力(绝对压力)一般低于0.06MPa、通常低于0.04MPa。
按照本发明一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法，包括如下步骤：
在第一加氢装置，在第一加氢反应部分，主要由煤焦油轻馏份组成的第一烃馏份完成第一加氢反应转化为第一加氢反应流出物，第一加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第一高压分离部分，分离第一加氢反应流出物得到第一高分气、第一高分油和第一高分水；在第一高分油分离部分，分离第一高分油得到第一加氢柴油等产品；至少一部分第一高分气进入第一加氢反应部分作第一循环氢使用；
在第二加氢装置，在第二加氢反应部分，主要由煤焦油重馏份组成的第二烃馏份完成第二加氢反应转化为第二加氢反应流出物，第二加氢反应条件为：温度为220～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第二高压分离部分，分离第二加氢反应流出物得到第二高分气、第二高分油和第二高分水；在第二高分油分离部分，得到第二加氢柴油、第二加氢重油等产品；至少一部分第二高分气进入第二加氢反应部分作第二循环氢使用；
第一循环氢和第二循环氢共用循环氢压缩机。
为了进一步提高第二加氢轻馏份油品质量：
在第二高分油分离部分，得到第二加氢轻馏份油，至少一部分第二加氢轻馏份油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
为了进一步降低第二加氢石脑油氮含量：
在第二高分油分离部分，得到一个低氮含量第二加氢石脑油和一个高氮含量第二加氢石脑油，至少一部分高氮含量第二加氢石脑油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
为了简化第二高分油分离部分流程：
在第二高分油分离部分，第二高分油减压后进入第二低压分离器分离为第二低压气和第二低分油，第二低分油进入第二低分油分馏塔分离为第二低分油分馏塔塔顶气、最重烃类为加氢柴油馏份的第二低分油分馏塔塔顶油和第二低分油分馏塔塔底油；至少一部分第二低分油分馏塔塔顶油进入第一高分油分离部分。
为了简化第一高分油分离部分流程：第一高分油中最重烃类最好为加氢柴油馏份。
适宜的第一加氢反应条件为：温度为200～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
适宜的第二加氢反应条件为：温度为240～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
本发明产品质量目标：加氢石脑油的氮含量(平均值)一般低于10PPm、最好低于4PPm；；加氢柴油的十六烷值(平均值)高于30、最好高于35。
为了进一步裂化第二加氢重油：
在第三加氢反应部分，第二加氢重油完成第三加氢反应转化为第三加氢反应流出物，第三加氢反应条件为：温度为280～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
适宜的第三加氢反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
为了简化流程：第一循环氢、第二循环氢和第三循环氢共用循环氢压缩机。
为了精制第三加氢重油：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
为了裂化第三加氢重油：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去去第三加氢反应部分与第三加氢裂化催化剂接触。
为了简化第三高分油分离部分流程：
第三加氢反应流出物进入第二高分油分离部分。
为了利用第三加氢反应流出物增大第二加氢反应部分热容量，降低第二加氢反应部分温升、稳定操作：将第三加氢反应流出物进入第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
为了降低系统压力降，缩短开工、停工、事故处理时间：将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。
在第一加氢反应部分，在第一加氢精制催化剂存在条件下，所述第一烃馏份完成第一加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第一加氢反应流出物。
本发明所述的第一加氢反应，通常指的是在氢气和合适的第一加氢精制催化剂存在条件下第一烃馏份发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对第一烃馏份完成预期的加氢精制，该过程所得第一加氢石脑油的氮含量(平均值)低于10PPm、宜低于4PPm、最好低于2PPm，以适合于做石脑油催化重整原料调和组分；该过程所得第一加氢柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、通常高于35。第一加氢反应深度应根据第一烃馏份性质确定，一般该过程将第一加氢柴油的氮含量降低至800PPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将第一加氢柴油的硫含量降低至400PPm以下、通常降低至300PPm以下，最好降低至200PPm以下；一般该过程对第一烃馏份的残炭脱除率大于70％、通常大于90％、最好大于95％。
所述的第一加氢反应部分，因第一烃馏份性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和第一加氢反应深度(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)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。
所述第一加氢反应部分，使用的第一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和混装。第一加氢精制催化剂，可以是煤焦油轻馏份加氢精制专用催化剂，也可以是合适的石油炼制汽油或柴油或蜡油的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。
所述第一加氢装置，根据需要可以将任一种补充硫加入第一加氢反应部分，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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转化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生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
在第一高压分离部分，分离第一加氢反应流出物得到第一高分气、第一高分油和第一高分水；在第一高分油分离部分，得到第一加氢柴油等产品；至少一部分第一高分气进入第一加氢反应部分作第一循环氢使用。
第一加氢反应流出物进入第一高压分离部分之前，通常向第一加氢反应流出物中注入洗涤水。所述第一加氢反应流出物通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后第一加氢反应流出物。洗涤水用于吸收第一加氢反应流出物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第一加氢反应流出物中的硫化氢。
所述第一高压分离部分包含注水后第一加氢反应流出物的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后第一加氢反应流出物通常先降低温度(通常使用空气冷却器和或水冷却器)至约30～70℃。
在第一高压分离部分，所述注水后第一加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的第一高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一高分油、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的第一高分水。所述第一高分水，其中氨的含量一般为1～15％(w)，最好为3～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收第一加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止第一加氢反应流出物冷却降温过程形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。
所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入第一加氢反应流出物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；再一方面，洗涤水用于吸收第一加氢反应流出物中的氨，防止第一高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常第一高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。
所述的第一高压分离部分，其分离器操作压力为第一加氢反应部分压力减去实际压力降，第一高压分离部分操作压力与第一加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa。
所述的第一高分气，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％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。
如前所述至少一部分、通常为85～100％的第一高分气返回第一加氢反应部分形成第一循环氢，以提供第一加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环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第一高分气(以下简称第一排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第一排放气，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和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
第一高压分离部分之前可以设置第一热高压分离部分。
本文所述第一高分油分离部分，是指将第一高分油液体分离为产品的步骤，其液体产品包含主要由常规沸点高于50℃的石脑油组分组成的烃油，最好第一高分油中最重烃类为柴油馏份。在此，所述的第一高分油首先降低压力、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、第一加氢石脑油、第一加氢柴油等。
在第二加氢反应部分，在第二加氢精制催化剂存在条件下，所述第二烃馏份与氢气完成第二加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第二加氢反应流出物。
本发明所述的第二加氢反应，通常指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下第二烃馏份发生的耗氢的精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对第二烃馏份完成预期的加氢精制，该过程所得第二加氢石脑油的氮含量(平均值)低于10PPm、宜低于4PPm、最好低于2PPm，以适合于做石脑油催化重整原料调和组分；该过程所得第二加氢柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、通常高于35。
本发明所述的第二加氢反应，通常指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下第二烃馏份发生的耗氢的精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即为第三加氢反应部分(通常为加氢裂化部分)提供合适的原料油，应根据第二烃馏份性质和第三加氢反应部分催化剂对原料性质的要求确定：一般该过程将第二加氢反应生成油的氮含量降低至1500PPm以下、通常降低至800PPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将第二加氢反应生成油的硫含量降低至400PPm以下、通常降低至300PPm以下，最好降低至200PPm以下；一般该过程对原料煤焦油的残炭脱除率大于70％、通常大于90％、最好大于95％，以延缓第三加氢反应部分加氢催化剂的结炭速度，延长第三加氢反应部分催化剂的操作周期。
所述的第二加氢反应部分，因第二烃馏份性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和第二加氢反应深度(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)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。
所述第二加氢反应部分，使用的第二加氢精制催化剂通常包含加氢精制催化剂，所述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和混装。加氢精制催化剂可以是合适的石油炼制柴油和/或蜡油/或重油的加氢精制过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢脱残炭、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由于第二烃馏份金属含量通常较高，故在加氢精制催化剂前使用加氢脱金属催化剂。
所述第二加氢反应部分，根据需要可以将任一种补充硫加入反应部分，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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转化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。
在第二高压分离部分，分离第二加氢反应流出物得到第二高分气、第二高分油和第二高分水；在第二高分油分离部分，得到第二加氢柴油等产品；至少一部分第二高分气进入第二加氢反应部分作第二循环氢使用。
第二加氢反应流出物的注水原则、第二高压分离部分操作原则、第二高分气循环原则，基本类同于第一加氢反应流出物的注水原则、第一高压分离部分操作原则、第一高分气循环原则。
第二高压分离部分之前可以设置第二热高压分离部分。
本文所述第二高分油分离部分，是指将第二高分油液体分离为产品的步骤，其液体产品通常包含第二加氢石脑油、第二加氢柴油、第二加氢重油等产品。在此，所述的第二高分油首先降低压力、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、第二加氢石脑油、第二加氢柴油、第二加氢重油等。
以下详细描述本发明的第三加氢反应部分。
在第三加氢反应部分，在第三加氢裂化催化剂存在条件下，至少一部分所述第二加氢重油和氢气完成第三加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第三加氢反应流出物。
所述第三加氢反应部分，因其原料(第二加氢重馏份)性质(氮含量、芳烃含量)的不同和预期的第三加氢反应深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
如上所述第三加氢反应部分，使用的加氢裂化催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。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。
如上所述第三加氢反应部分，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。第二加氢反应部分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。
本发明所述的第三加氢反应部分的第三加氢反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，第三加氢反应部分原料油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，应根据第三加氢反应部分原料油性质、预期柴油馏份性质和第三加氢催化剂性能确定：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30～80％、通常为45～65％。
按照本发明，第三加氢反应流出物的分离回收方案有多种。
第一种第三加氢反应流出物的分离回收方案，是设置独立的第三加氢反应流出物的分离回收过程。在第三高压分离部分，分离第三加氢反应流出物得到第三高分气和第三高分油；在第三高分油分离部分，得到第三加氢柴油等产品；至少一部分第三高分气进入第三加氢反应部分作第三循环氢使用。第三加氢反应流出物的注水原则、第三高压分离部分操作原则、第三高分循环原则，基本类同于第一加氢反应流出物的注水原则、第一高压分离部分操作原则、第一高分气循环原则。在第三高分油分离部分，得到第三加氢柴油及可能的第三加氢重油等产品；部分或全部第三加氢重油可以返回第三加氢反应部分或第二加氢反应部分。
第二种第三加氢反应流出物的分离回收方案，是将第三加氢反应流出物引入到第二高压分离部分与第二加氢反应流出物联合分离回收，以简化流程，通常第三加氢反应流出物与第二加氢反应流出物混合后引入第二高压分离部分。部分或全部第二加氢重油循环构成部分循环或全部循环裂化流程。
第三种第三加氢反应流出物的分离回收方案，是将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的任一催化剂床层入口与所述催化剂床层接触，推荐将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。部分或全部第二加氢重油循环构成部分循环或全部循环裂化流程。
本发明典型的煤焦油加氢转化过程可以有效脱除煤焦油中的金属、氧、硫、氮，使其中至少一部分多环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，石脑油馏份产品可以作为优质催化重整原料组分、柴油馏份产品可以作为优质柴油调和组分。
新氢进入加氢部分以补充加氢部分消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。
为了实施本发明，可将全部新氢引入第一加氢反应部分或第二加氢反应部分或第三加氢反应部分。
本发明的优点在于：
①对不同沸程的馏份，选择各自合适的加氢精制反应条件，可提高产品质量、平稳操作、提高液体产品收率、减少催化剂用量、避免过度氢耗、节省分离耗能，因此本发明适合于宽馏份煤焦油的大规模分类联合加氢转化；
②循环氢共用循环氢压缩机，可简化流程；
③将第二加氢轻馏份引入第一加氢反应部分，以简单的流程、合适的条件对其进一步加氢精制，可提高其质量；
④将第三加氢反应流出物引入到第二高压分离部分与第三加氢反应流出物联合分离回收，以简化流程。部分或全部第二加氢重油循环构成部分循环或全部循环裂化流程。
⑤将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的任一催化剂床层入口与所述催化剂床层接触，推荐将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。部分或全部第二加氢重油循环构成部分循环或全部循环裂化流程。
⑥对不同沸程的第一烃馏份和第二烃馏份分别进料，稳定了加氢原料性质。
实施例一
中温煤焦油性质见表1，升温至80℃后完成一级过滤、进一步升温至170℃后完成二级过滤、一级真空闪蒸脱水，一级脱水后中温煤焦油进一步在负压条件下升温后完成减压蒸馏份离(同时完成二级脱水)，设分馏塔进料加热炉，分馏塔塔顶压力为～0.03MPa(绝压)，分馏塔下段为水蒸汽汽提段，分馏塔上段为精馏段，全部煤焦油分离为塔顶回流罐排出的塔顶油(常规沸点低于250℃)、塔中段抽出油(常规沸点250～330℃)和塔底排出的煤焦油重馏份。塔顶油和中段抽出油混合作为第一烃馏份，煤焦油重馏份作为第二烃馏份。
按照本发明，在第一加氢装置，在第一加氢反应部分，第一烃馏份转化为第一加氢反应流出物，第一加氢反应流出物中最重烃类为第一加氢柴油馏份。
在第一高压分离部分，分离第一加氢反应流出物得到第一高分气、第一高分油和第一高分水；在第一高分油分离部分，得到第一加氢石脑油、第一加氢柴油等产品；第一高分气进入第一加氢反应部分作第一循环氢使用。
在第二加氢装置，在第二加氢反应部分，第二烃馏份转化为第二加氢反应流出物；在第二高压分离部分，分离第二加氢反应流出物得到第二高分气、第二高分油和第二高分水；第二高分气进入第二加氢反应部分作第二循环氢使用。在第二高分油分离部分，第二高分油减压后进入第二低压分离器分离为第二低压气和第二低分油，第二低分油进入第二低分油分馏塔分离为第二低分油分馏塔塔顶气、最重烃类为加氢柴油馏份的第二低分油分馏塔塔顶油和第二低分油分馏塔塔底油；第二低分油分馏塔塔顶油进入第一高分油分离部分。
第二低分油分馏塔塔底油进一步分离为第二加氢柴油、第二加氢重油，全部第二加氢重油在第三加氢反应部分转化为第三加氢反应流出物。
第三加氢反应流出物的分离回收方案，是设置独立的第三加氢反应流出物的分离回收过程。在第三高压分离部分，分离第三加氢反应流出物得到第三高分气、第三高分油和第三高分水；至少一部分第三高分气进入第三加氢反应部分作第三循环氢使用。第三加氢反应流出物的注水原则、第三高压分离部分操作原则、第三高分循环原则，基本类同于第一加氢反应流出物的注水原则、第一高压分离部分操作原则、第一高分气循环原则。在第三高分油分离部分，得到第三加氢柴油及第三加氢重油等产品；全部第三加氢重油返回第三加氢反应部分。
循环氢共用循环氢压缩机。
煤焦油性质见表1，加氢催化剂组成见表2，操作条件和产品性质见表3，本发明技术方案实现了生产目的：第一加氢石脑油馏份的氮含量(平均值)低于3PPm、第二加氢柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33。
实施例的优点在于：
①第一烃馏份的第一加氢反应部分，使用脱金属剂、加氢脱氧剂和加氢精制剂；第二烃馏份的第二加氢反应部分，使用保护剂、脱金属剂、脱残碳剂和加氢精制剂(不同于第一加氢反应部分用加氢精制剂)；
②第一加氢反应部分与第二加氢反应部分相比，起始反应温度差50℃，选用了各自合适的反应温度，避免柴油馏份过度加氢，降低了氢耗、增加液体产品收率，同时保证了第一加氢石脑油馏份的氮含量(平均值)低于3PPm、第二加氢柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33的目标；
③采用本发明，通过控制第一烃馏份干点和选择第一加氢反应部分的操作条件，在第一加氢装置，使第一加氢反应流出物中最重烃类为第一加氢柴油馏份，从而避免第一加氢柴油馏份和重油馏份的分离过程，大大简化流程、大幅度降低分离能耗；
④由于第一烃馏份和第二烃馏份在储罐中共存时存在一定的分层现象，本发明采用分别储存、分别供料的加氢方法稳定了反应进料性质，可稳定反应操作；
⑤循环氢共用循环氢压缩机，实现了原料分类联合加氢转化，简化了流程。
实施例二
与实施例一相比，本实施例将第三加氢反应流出物引入到第二高压分离部分与第二加氢反应流出物联合分离回收，以简化第二加氢反应流出物分离回收流程。全部第二加氢重油循环构成了全部循环裂化流程。
实施例三
与实施例一相比，本实施例将第三加氢反应流出物引入到第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。全部第二加氢重油循环构成全部循环裂化流程。利用第二加氢反应部分对第三加氢反应流出物进行加氢精制，并利用第三加氢反应流出物增大第二加氢反应部分热容量，降低第二加氢反应部分温升、稳定操作。第三加氢反应部分不使用后精制催化剂.
实施例四
在实施例三的前提下，本实施例对高氮含量第二加氢石脑油进一步精制降低氮含量。
在第二高分油分离部分，得到一个低氮含量第二加氢石脑油、一个高氮含量第二加氢石脑油；至少一部分高氮含量第二加氢石脑油，去第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
尽管本文仅列举四个实施例，但足以表明本发明的效果。
表1煤焦油性质
| 原料油 | 原料油 |
| 密度(20℃)，g/cm3馏程，℃IBP/10％30％/50％70％/90％95％粘度，40℃，mm2/s100℃，mm2/s凝点，℃残炭，m％灰分，m％机械杂质，％S，m％N，m％C，m％H，m％金属含量，μg/gCuCaMgNiVFeNa | 1.04130/214291/357417/475＜5456.2265.400.200.160.8682.46.9＜0.0127.64.70.80.1246.43.7 |
表2-1第一加氢反应部分用催化剂组成
| 催化剂类别 | 脱金属剂 | 加氢脱氧 | 加氢精制 |
| 化学组成，m％WO3MoO3NiO分子筛 | 6.0～8.01.5～2.5 | 5～73～41.5～2.5 | 17～218～103.5～5.5 |
| 载体 | γ-Al2O3 | γ-Al2O3 | |
| 助剂，wt％ | P2O5：3～4.5 |
表2-2第二加氢反应部分用催化剂的物化性质
| 催化剂 | 加氢精制剂A | 加氢精制剂B | 加氢精制剂C | 加氢精制剂D |
| 形状 | 拉西环 | 拉西环 | 三叶草 | 三叶草 |
| 金属含量MoO3WO3NiO | 4.0～5.0-- | 5.0～7.0-1.5～2.5 | 8.0～9.5-1.5～2.5 | 24.0～25.0-3.3～4.2 |
表2-2第三加氢反应部分用催化剂的物化性质
| 催化剂 | 加氢精制和后精制 | 加氢裂化 |
| 形状 | 三叶草 | 圆柱 |
| 金属含量MoO3WO3NiO | 24.0～25.0-3.3～4.2 | -23.0～26.06.2～7.3 |
表3操作条件和产品性质表
| 项目 | 实施例 |
| 第一加氢反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃脱金属剂+脱氧剂/精制剂 | 260～305/305～385 |
| 第一加氢精制催化剂体积空速，h-1 | 0.3～0.36 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 2000 |
| 第一加氢石脑油氮含量，μg/g | ≯3.0 |
| 第一加氢柴油十六烷值 | ≮35.0 |
| 第二加氢反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃保护剂+脱残炭剂/精制剂 | 310～370/370～400 |
| 第二加氢精制催化剂体积空速，h-1 | 0.30～0.36 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 2000 |
| 第二加氢柴油十六烷值 | ≮33 |
| 第三加氢反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃ | 400～410 |
| 第三加氢裂化催化剂体积空速，h-1 | 0.42～0.50 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 1500 |
| 第三加氢柴油十六烷值 | ≮42 |
。
Claims (18)
1、一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法，包括如下步骤：
在第一加氢装置，在第一加氢反应部分，主要由煤焦油轻馏份组成的第一烃馏份完成第一加氢反应转化为第一加氢反应流出物，第一加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为4.0～30.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第一高压分离部分，分离第一加氢反应流出物得到第一高分气、第一高分油和第一高分水；在第一高分油分离部分，分离第一高分油得到第一加氢柴油等产品；至少一部分第一高分气进入第一加氢反应部分作第一循环氢使用；
在第二加氢装置，在第二加氢反应部分，主要由煤焦油重馏份组成的第二烃馏份完成第二加氢反应转化为第二加氢反应流出物，第二加氢反应条件为：温度为220～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在第二高压分离部分，分离第二加氢反应流出物得到第二高分气、第二高分油和第二高分水；在第二高分油分离部分，得到第二加氢柴油、第二加氢重油等产品；至少一部分第二高分气进入第二加氢反应部分作第二循环氢使用；
第一循环氢和第二循环氢共用循环氢压缩机。
2、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第二高分油分离部分，得到第二加氢轻馏份油，至少一部分第二加氢轻馏份油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
3、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第二高分油分离部分，得到一个低氮含量第二加氢石脑油和一个高氮含量第二加氢石脑油，至少一部分高氮含量第二加氢石脑油进入第一加氢反应部分与第一加氢精制催化剂接触。
4、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第二高分油分离部分，第二高分油减压后进入第二低压分离器分离为第二低压气和第二低分油，第二低分油进入第二低分油分馏塔分离为第二低分油分馏塔塔顶气、最重烃类为加氢柴油馏份的第二低分油分馏塔塔顶油和第二低分油分馏塔塔底油；至少一部分第二低分油分馏塔塔顶油进入第一高分油分离部分。
5、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
第一高分油中最重烃类为加氢柴油馏份。
6、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
第一加氢反应条件为：温度为200～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第一加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第二加氢反应条件为：温度为240～430℃、压力为6.0～25.0MPa、第二加氢精制催化剂体积空速为0.05～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
7、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
加氢石脑油的氮含量(平均值)低于10PPm；
加氢柴油的十六烷值(平均值)高于30。
8、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
加氢石脑油的氮含量(平均值)低于4PPm；
加氢柴油的十六烷值(平均值)高于35。
9、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
在煤焦油分离部分，分离初始煤焦油得到第一烃馏份和第二烃馏份，第一烃馏份和第二烃馏份分别去第一加氢反应部分和第二加氢反应部分。
10、根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：
在煤焦油分离部分，分离初始煤焦油得到第一烃馏份、第二烃馏份和煤沥青，第一烃馏份和第二烃馏份分别去第一加氢反应部分和第二加氢反应部分。
11、根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在第三加氢反应部分，第二加氢重油完成第三加氢反应转化为第三加氢反应流出物，第三加氢反应条件为：温度为280～480℃、压力为4.0～30.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
12、根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
第三加氢反应条件为：温度为350～460℃、压力为6.0～25.0MPa、第三加氢裂化催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1。
13、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
在第三高压分离部分，分离第三加氢反应流出物得到第三高分气、第三高分油；
至少一部分第三高分气进入第三加氢反应部分作第三循环氢使用；
第一循环氢、第二循环氢和第三循环氢共用循环氢压缩机。
在第三高分油分离部分，得到第三加氢柴油等产品。
14、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
15、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
在第三高分油分离部分，得到第三加氢重油，至少一部分第三加氢重油去去第三加氢反应部分与第三加氢裂化催化剂接触。
16、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
第三加氢反应流出物进入第二高分油分离部分。
17、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
第三加氢反应流出物进入第二加氢反应部分与第二加氢精制催化剂接触。
18、根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
第三加氢反应流出物进入第二加氢反应部分的脱金属催化剂床层后的催化剂床层入口与所述催化剂床层接触。
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