CN102433156B - 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 - Google Patents
一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN102433156B CN102433156B CN201110311390.0A CN201110311390A CN102433156B CN 102433156 B CN102433156 B CN 102433156B CN 201110311390 A CN201110311390 A CN 201110311390A CN 102433156 B CN102433156 B CN 102433156B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- hydrogenation
- oil
- hydrocarbon fraction
- pressure
- reaction effluent
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Active
Links
- 238000005984 hydrogenation reaction Methods 0.000 title claims abstract description 695
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 370
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 370
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims abstract description 363
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 168
- 238000009835 boiling Methods 0.000 title claims abstract description 93
- 150000004945 aromatic hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 76
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 204
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims abstract description 168
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 166
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 claims abstract description 129
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 claims abstract description 129
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 116
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 claims abstract description 102
- 239000003245 coal Substances 0.000 claims abstract description 97
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims abstract description 82
- 238000004517 catalytic hydrocracking Methods 0.000 claims abstract description 64
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 58
- 125000003118 aryl group Chemical group 0.000 claims abstract description 46
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims abstract description 42
- 229920006395 saturated elastomer Polymers 0.000 claims abstract description 31
- 238000002156 mixing Methods 0.000 claims abstract description 26
- 230000004048 modification Effects 0.000 claims description 54
- 238000012986 modification Methods 0.000 claims description 54
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 claims description 53
- CIWBSHSKHKDKBQ-JLAZNSOCSA-N Ascorbic acid Chemical compound OC[C@H](O)[C@H]1OC(=O)C(O)=C1O CIWBSHSKHKDKBQ-JLAZNSOCSA-N 0.000 claims description 46
- 239000003077 lignite Substances 0.000 claims description 29
- 230000009466 transformation Effects 0.000 claims description 19
- 238000007142 ring opening reaction Methods 0.000 claims description 17
- 230000001351 cycling effect Effects 0.000 claims description 16
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 claims description 11
- 238000007037 hydroformylation reaction Methods 0.000 claims description 3
- 230000008569 process Effects 0.000 abstract description 114
- 239000002283 diesel fuel Substances 0.000 abstract description 40
- 108010010803 Gelatin Proteins 0.000 abstract description 10
- 229920000159 gelatin Polymers 0.000 abstract description 10
- 239000008273 gelatin Substances 0.000 abstract description 10
- 235000019322 gelatine Nutrition 0.000 abstract description 10
- 235000011852 gelatine desserts Nutrition 0.000 abstract description 10
- 239000012263 liquid product Substances 0.000 abstract description 5
- 238000005457 optimization Methods 0.000 abstract description 4
- 230000008901 benefit Effects 0.000 abstract description 3
- 238000011084 recovery Methods 0.000 abstract 1
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 316
- 239000000047 product Substances 0.000 description 54
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 33
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 30
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N Ammonia Chemical compound N QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 26
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 26
- 229910001868 water Inorganic materials 0.000 description 26
- 239000000463 material Substances 0.000 description 19
- 238000012545 processing Methods 0.000 description 18
- 239000002904 solvent Substances 0.000 description 18
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 17
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical compound S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 16
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 description 16
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 14
- 239000005864 Sulphur Substances 0.000 description 13
- 229910021529 ammonia Inorganic materials 0.000 description 13
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 13
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 description 13
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 12
- 239000000446 fuel Substances 0.000 description 12
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 10
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 10
- 239000002184 metal Substances 0.000 description 8
- 229910052751 metal Inorganic materials 0.000 description 8
- 238000005406 washing Methods 0.000 description 8
- -1 acenaphthene, acenaphthene class Chemical class 0.000 description 7
- 125000005575 polycyclic aromatic hydrocarbon group Chemical group 0.000 description 7
- OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N Carbon Chemical compound [C] OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- CWRYPZZKDGJXCA-UHFFFAOYSA-N acenaphthene Chemical compound C1=CC(CC2)=C3C2=CC=CC3=C1 CWRYPZZKDGJXCA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- MWPLVEDNUUSJAV-UHFFFAOYSA-N anthracene Chemical compound C1=CC=CC2=CC3=CC=CC=C3C=C21 MWPLVEDNUUSJAV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 238000004939 coking Methods 0.000 description 6
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 6
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 6
- 238000011049 filling Methods 0.000 description 6
- 150000004678 hydrides Chemical class 0.000 description 6
- 241001120493 Arene Species 0.000 description 5
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 239000002199 base oil Substances 0.000 description 5
- 239000003795 chemical substances by application Substances 0.000 description 5
- 239000012530 fluid Substances 0.000 description 5
- 125000003983 fluorenyl group Chemical class C1(=CC=CC=2C3=CC=CC=C3CC12)* 0.000 description 5
- 239000012535 impurity Substances 0.000 description 5
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 5
- 239000010742 number 1 fuel oil Substances 0.000 description 5
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 5
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 5
- 238000000197 pyrolysis Methods 0.000 description 5
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 5
- UFWIBTONFRDIAS-UHFFFAOYSA-N Naphthalene Chemical compound C1=CC=CC2=CC=CC=C21 UFWIBTONFRDIAS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- HXGDTGSAIMULJN-UHFFFAOYSA-N acetnaphthylene Chemical class C1=CC(C=C2)=C3C2=CC=CC3=C1 HXGDTGSAIMULJN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 230000008878 coupling Effects 0.000 description 4
- 238000010168 coupling process Methods 0.000 description 4
- 238000005859 coupling reaction Methods 0.000 description 4
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 4
- 238000006477 desulfuration reaction Methods 0.000 description 4
- 230000023556 desulfurization Effects 0.000 description 4
- WQOXQRCZOLPYPM-UHFFFAOYSA-N dimethyl disulfide Chemical compound CSSC WQOXQRCZOLPYPM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 150000002469 indenes Chemical class 0.000 description 4
- 125000004054 acenaphthylenyl group Chemical class C1(=CC2=CC=CC3=CC=CC1=C23)* 0.000 description 3
- 238000009833 condensation Methods 0.000 description 3
- 230000005494 condensation Effects 0.000 description 3
- 238000010276 construction Methods 0.000 description 3
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 3
- 230000000704 physical effect Effects 0.000 description 3
- 238000007670 refining Methods 0.000 description 3
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 3
- OLWAZOBRCQWWDB-UHFFFAOYSA-N 2,3,4,4a,4b,5,6,7,8,8a,9,9a-dodecahydro-1h-fluorene Chemical class C12CCCCC2CC2C1CCCC2 OLWAZOBRCQWWDB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- QGJOPFRUJISHPQ-UHFFFAOYSA-N Carbon disulfide Chemical compound S=C=S QGJOPFRUJISHPQ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- VEXZGXHMUGYJMC-UHFFFAOYSA-N Hydrochloric acid Chemical compound Cl VEXZGXHMUGYJMC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N Pentane Chemical compound CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 230000009471 action Effects 0.000 description 2
- 238000013459 approach Methods 0.000 description 2
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 2
- 238000001833 catalytic reforming Methods 0.000 description 2
- 230000008859 change Effects 0.000 description 2
- 239000011280 coal tar Substances 0.000 description 2
- 238000005520 cutting process Methods 0.000 description 2
- 230000006837 decompression Effects 0.000 description 2
- 239000003205 fragrance Substances 0.000 description 2
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 2
- 230000004927 fusion Effects 0.000 description 2
- DCAYPVUWAIABOU-UHFFFAOYSA-N hexadecane Chemical compound CCCCCCCCCCCCCCCC DCAYPVUWAIABOU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910000041 hydrogen chloride Inorganic materials 0.000 description 2
- IXCSERBJSXMMFS-UHFFFAOYSA-N hydrogen chloride Substances Cl.Cl IXCSERBJSXMMFS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- PQNFLJBBNBOBRQ-UHFFFAOYSA-N indane Chemical compound C1=CC=C2CCCC2=C1 PQNFLJBBNBOBRQ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 2
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000002808 molecular sieve Substances 0.000 description 2
- 150000002790 naphthalenes Chemical class 0.000 description 2
- 239000003223 protective agent Substances 0.000 description 2
- 238000011160 research Methods 0.000 description 2
- 239000003079 shale oil Substances 0.000 description 2
- URGAHOPLAPQHLN-UHFFFAOYSA-N sodium aluminosilicate Chemical compound [Na+].[Al+3].[O-][Si]([O-])=O.[O-][Si]([O-])=O URGAHOPLAPQHLN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 2
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 2
- 239000011269 tar Substances 0.000 description 2
- 125000000101 thioether group Chemical group 0.000 description 2
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- LSDPWZHWYPCBBB-UHFFFAOYSA-N Methanethiol Chemical compound SC LSDPWZHWYPCBBB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- AQGDXJQRVOCUQX-UHFFFAOYSA-N N.[S] Chemical compound N.[S] AQGDXJQRVOCUQX-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 241000772415 Neovison vison Species 0.000 description 1
- 108090001146 Nuclear Receptor Coactivator 1 Proteins 0.000 description 1
- 102100037223 Nuclear receptor coactivator 1 Human genes 0.000 description 1
- 238000009825 accumulation Methods 0.000 description 1
- 150000001239 acenaphthenes Chemical class 0.000 description 1
- 230000003044 adaptive effect Effects 0.000 description 1
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 description 1
- 150000004996 alkyl benzenes Chemical class 0.000 description 1
- LKTZODAHLMBGLG-UHFFFAOYSA-N alumanylidynesilicon;$l^{2}-alumanylidenesilylidenealuminum Chemical compound [Si]#[Al].[Si]#[Al].[Al]=[Si]=[Al] LKTZODAHLMBGLG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000004458 analytical method Methods 0.000 description 1
- 150000001454 anthracenes Chemical class 0.000 description 1
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 description 1
- 239000010692 aromatic oil Substances 0.000 description 1
- FFBHFFJDDLITSX-UHFFFAOYSA-N benzyl N-[2-hydroxy-4-(3-oxomorpholin-4-yl)phenyl]carbamate Chemical compound OC1=C(NC(=O)OCC2=CC=CC=C2)C=CC(=C1)N1CCOCC1=O FFBHFFJDDLITSX-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000000903 blocking effect Effects 0.000 description 1
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 1
- 239000011203 carbon fibre reinforced carbon Substances 0.000 description 1
- 239000003610 charcoal Substances 0.000 description 1
- 238000003889 chemical engineering Methods 0.000 description 1
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 1
- 239000002817 coal dust Substances 0.000 description 1
- 238000011284 combination treatment Methods 0.000 description 1
- 230000000052 comparative effect Effects 0.000 description 1
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000012141 concentrate Substances 0.000 description 1
- 239000000470 constituent Substances 0.000 description 1
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 1
- 239000013058 crude material Substances 0.000 description 1
- 238000002425 crystallisation Methods 0.000 description 1
- 230000008025 crystallization Effects 0.000 description 1
- NNBZCPXTIHJBJL-UHFFFAOYSA-N decalin Chemical compound C1CCCC2CCCCC21 NNBZCPXTIHJBJL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 description 1
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 1
- 230000006866 deterioration Effects 0.000 description 1
- 238000011161 development Methods 0.000 description 1
- 230000004069 differentiation Effects 0.000 description 1
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 1
- 230000008030 elimination Effects 0.000 description 1
- 238000003379 elimination reaction Methods 0.000 description 1
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 1
- 230000001771 impaired effect Effects 0.000 description 1
- 230000006872 improvement Effects 0.000 description 1
- 238000009776 industrial production Methods 0.000 description 1
- 239000004615 ingredient Substances 0.000 description 1
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 1
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 1
- 239000011229 interlayer Substances 0.000 description 1
- 238000011068 loading method Methods 0.000 description 1
- 239000006166 lysate Substances 0.000 description 1
- 230000007246 mechanism Effects 0.000 description 1
- 239000012528 membrane Substances 0.000 description 1
- QJGQUHMNIGDVPM-UHFFFAOYSA-N nitrogen group Chemical group [N] QJGQUHMNIGDVPM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 150000002897 organic nitrogen compounds Chemical class 0.000 description 1
- 230000008520 organization Effects 0.000 description 1
- 238000005504 petroleum refining Methods 0.000 description 1
- 239000010734 process oil Substances 0.000 description 1
- 238000003672 processing method Methods 0.000 description 1
- 230000001681 protective effect Effects 0.000 description 1
- 238000010791 quenching Methods 0.000 description 1
- 230000000171 quenching effect Effects 0.000 description 1
- 230000036632 reaction speed Effects 0.000 description 1
- 230000004044 response Effects 0.000 description 1
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 1
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 1
- 238000000194 supercritical-fluid extraction Methods 0.000 description 1
- 239000013589 supplement Substances 0.000 description 1
- 230000002459 sustained effect Effects 0.000 description 1
- 230000008961 swelling Effects 0.000 description 1
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 1
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 1
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，主要由沸点为265～450℃的重馏份组成的第一烃馏份在第一加氢反应部分完成芳烃加氢饱和，第一加氢反应流出物在第二加氢反应部分完成加氢裂化，主要由沸点为165～265℃的轻馏份组成的第二烃馏份在第三加氢反应部分完成芳烃加氢饱和，第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物混合后进行分离回收。本发明对沸程不同的原料油选择各自合适的加氢转化反应条件生产柴油馏分，具有优化催化剂配置、降低气体产率、降低氢耗、提高液体产品质量、平稳操作、简化流程等优点，适合于煤液化油之加氢改质油或氮含量低的煤液化油的分类加氢转化过程。
Description
技术领域
本发明涉及一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，其目标是生产优质柴油馏分，适合于联合处理含有大量双环结构芳烃(如茚、茚类、萘、萘类及不同程度氢化物)的油品和含有大量多环结构的芳烃(如苊、苊类、苊烯、苊烯类、芴、芴类、杂环芴、杂环芴类、蒽、蒽类、菲、菲类及不同程度氢化物)的油品，或者适合于处理既含有大量双环结构芳烃的油品又含有大量多环结构芳烃的油品，其工艺原理是：先根据原料油品中组分沸点的不同将双环结构芳烃和多环结构芳烃分离获得两个馏份，然后选择各自最佳的反应条件进行加氢转化；特别地讲，本发明涉及一种处理煤加氢直接液化油及其加氢改性油(包括褐煤热溶催化法制取的液体燃料及其加氢改性油)的不同沸程高芳烃高密度烃油的加氢转化组合方法。
背景技术
专利CN100547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。
本发明所述煤液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、加氢液化的反应过程。
本发明所述煤液化油，指的是所述煤液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。
在煤液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。
煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过加氢转化过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。
典型的褐煤制取液体燃料的热溶催化法的液化油、液化轻油、液化油的加氢改性油、外排油加氢转化过程原料油性质见表1。表1中外排油是油品A和油品B的混合油，重量比A∶B＝1∶4，特别适合于生产柴油馏分。
表2列出了表1中出现的部分芳烃组分及其对比氢化物沸点和密度数据，用于对比说明典型芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度的变化。
表1褐煤煤制油过程油品性质
表2典型芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表
以表1所列性质为代表的的褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油属于高芳烃高密度烃油，通常是包含常规沸程为165～450℃烃组分的富含芳烃的高密度油品，就其沸程而言多数情况下同时含有石脑油馏份、柴油馏份、重馏份多种馏分中的二种或三种，通常包含20～65％的常规沸程为265～450℃的第一烃馏份(即多环结构芳烃含量高的重馏分)和20～65％的常规沸程为165～265℃的第二烃馏份(即双环结构芳烃含量高而多环结构芳烃含量低的轻馏分)。上述第一烃馏份和第二烃馏份的性质(比如双环芳烃含量、多环芳烃含量、氮含量、密度、沸点、氢含量、粘度、残碳含量、金属含量、氧含量、硫含量、十六烷值)差别很大，当双环芳烃与多环芳烃同时进行加氢转化生产清洁油品比如生产低密度、高十六烷值柴油馏分时，由于组分分子结构的差异，最佳的反应历程、反应压力及温度范围、催化剂配置、氢耗、运行周期、分馏方式和产品质量差别很大。比如双环芳烃与多环芳烃相比芳烃饱和所需氢分压小得多：双环芳烃所需氢分压通常为6.0～10.0MPa而多环芳烃所需氢分压通常为10.0～18.0MPa，这将导致加氢装置的最佳操作压力相差可达2.0～8.0MPa。又比如双环芳烃与多环芳烃的部分芳环饱和后所产生的环烷芳烃，转化为柴油组分的可行理想途径不同：四氢萘选择性开环即可实现高柴油收率的加氢改质目的，而多环芳烃通常必须经过产生大量低分子量烃的加氢裂化过程(难于选择性开环)，这将导致最佳的催化剂性质相差很大。对于小规模加工制取柴油组分的情况，采用常规的联合加工方案(不同沸程馏份混合在一起进行加工的加氢精制和缓和加氢裂化串联过程)，可以简化流程、减少工程投资。但对于规模化加工制取柴油组分的情况，当某一油品性质近似于表1所列性质的油品时，基于常规沸程为265～450℃的第一烃馏份和常规沸程为165～265℃的第二烃馏份相比平均分子的大小和形状差别很大，联合加工存在着如下缺点：
①由于加氢精制过程(比如加氢脱氮、芳烃加氢饱和)的最合适的加氢精制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，如实现第一烃馏份合适深度的加氢精制，则必然对较少碳数的第二烃馏份形成过度加氢精制，增大氢耗、降低加氢精制催化剂效率；
②加氢裂化过程(比如选择性加氢开环、加氢裂化)的最合适的加氢裂化催化剂配方必然不同，联合加工无法选择性能最佳的加氢裂化催化剂和操作条件，如实现第一烃馏份合适深度的加氢裂化，则必然对较少碳数的第二烃馏份形成过度加氢裂化，由于重馏分降低密度的加氢裂化过程具有“裂化产气”效应，联合加工过程必然造成第二烃馏份过度“裂化”产生非理想产物即气体组分和石脑油馏份，降低柴油收率、增大氢耗、增加温升、增大能耗、增加催化剂装填量；
③联合加工时，第一烃馏份降低密度的加氢裂化过程的单程转化率上限受限，不能采用合理高的单程转化率，也不能采用裂化活性合理高的的催化剂和操作条件，理由是会发生第二烃馏份的大量过度裂化，降低经济性；
④联合加工时，第一烃馏份降低密度的加氢裂化过程的单程转化率上限受限，当原料干点较高导致加氢生成油终馏点温度较高比如高于380℃时，少量重馏分不适于用作柴油组分因此必须与柴油组分分离，将增加相应的分离过程，产生大量分离能耗；如欲避免上述问题，必须降低原料油利用率即将原料中较高沸点组分分离出去不进入加氢提质过程；
⑤某种条件下，已经存在相对分离的第一烃馏份和第二烃馏份时，联合加工事实上完成了第一烃馏份和第二烃馏份的混合过程，降低了组分的浓度值，牺牲了已经形成的相对分离度，将增加分离能耗；
⑥第二烃馏份在较低温度(如320～380℃)和较低压力(如6.0～10.0MPa)下即可进行加氢反应，第一烃馏份在较高温度(如360～420℃)和较高压力(如10.0～18.0MPa)下才能完成加氢反应，因此联合加工时，存在如下生产操作安全危险：
a、为了使原料按预期转化，必须依据第一烃馏份性质匹配催化剂和反应条件，即采用较高温度、较高压力条件以及较高活性的催化剂，而在此条件下，第二烃馏份反应速率过快，反应热迅速积聚，导致反应器床层温升难以控制，甚至超温；
b、为了缓解上述情况，需要被迫降低反应温度，以控制床层温升；当温度降低后，轻馏分的反应得到缓解，但是一部分重馏分的反应会被终止，在温度降低后，粘度增大，流动性变差，阻碍轻馏分及氢气的流动，而重组分长时间停留在高温环境中不能参与加氢反应，就会缩合、结焦，堵塞催化剂孔道，如此形成恶性循环，导致催化剂床层压降迅速上升；
c、当催化剂床层出现严重超温时，被迫启动紧急泄压，其目的是迅速降低反应系统压力，终止或大幅度减缓加氢反应；对于加氢精制催化剂床层，第一烃馏份一般在压力低于9.0～10.0MPa时即可达到大幅度抑制加氢反应速度的目的，而第二烃馏份的加氢反应在压力低于6.0MPa时才会受到大幅度抑制；当启动快速泄压(比如降压速度为第一分钟15巴/分钟)系统时，压力从13.5MPa降至9.0MPa约3～4分钟时间，即3～4分钟以后，第一烃馏份的反应被基本终止，但是此时第二烃馏份的反应仍在进行，床层温度持续升高，泄压启动约7分钟以后系统压力降至6.0MPa以下，抑制第二烃馏份反应的压力条件才能达到；但是第二烃馏份约7分钟的持续反应所放出热量，因为紧急泄压时氢气流动不畅，反应热不能被及时携带出去，在催化剂床层已经完成热量积聚，使得加氢精制催化剂床层温度升至460℃以上，加氢精制催化剂已经具备相当活性的加氢热裂化功能，随即发生的是：催化剂床层飞温(温度可升至800℃以上)过程，导致反应器本体受损，催化剂金属形态劣化。
对于制取低密度柴油组分的过程，当加工以表1所列性质为代表的的煤加氢直接液化油及其氢改性油时，萘或萘系物或茚或茚系物的理想改质途径是完成第一个芳环的饱和、然后对该饱和环开环，这是一个氢耗低、密度降低幅度大的可行方案；苊或苊系物或芴或芴系物或蒽或蒽系物的理想改质途径是完成两个芳环的饱和(通常是外侧的两个芳环)然后对该氢化物进行加氢裂化开环，这是合理的过程，但是在现有技术条件下必须处理好大幅度降低密度同时尽可能减少石脑油和气体的产率，作为工业生产，应尽可能选择柴油收率高的加氢裂化催化剂和操作条件，尽可能降低低碳数副产品产量。
对于制取低密度柴油组分的过程，当加工以表1所列性质为代表的的煤加氢直接液化油及其氢改性油时，表2所列沸点数据暗示：参考茚满常规沸点(177℃)和苊常规沸点(278℃)，以165℃和265℃为分界点，大约常规沸点为165～265℃的馏分将基本不含三环结构的芳烃即大多数芳烃的最多环结构数为2，多环结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于265℃的馏分中。因此可以提出以下操作原则：将常规沸点高于265℃的馏分定义为多环结构芳烃馏分即第一烃馏份，将常规沸点位165～265℃的馏分定义为双环结构芳烃馏分即第二烃馏份，选择性地对三环结构的芳烃进行加氢芳烃饱和与加氢裂化串联加工，选择性地对两环结构的芳烃进行加氢芳烃饱和与必要的补充性单环烷基苯选择性开环加氢改质加工，在产品柴油(密度、十六烷值)质量指标相同的条件下实现氢耗低、柴油收率高、能耗低这一总体最优化目标，进一步地对第一烃馏份和第二烃馏份的全部加氢反应流出物进行联合分离，以降低工程投资。
从表2所列全氢芴沸点和密度数据可以看出，随着氢化程度的加深，三环结构的芳烃加氢饱和后的产物的密度值(20℃)，尽管显著降低但是仍远高于890公斤/立方米，仍然需要经过加氢裂化过程才能成为优质柴油组分，但是沸点明显降低(芴氢化为全氢芴沸点降低约45℃)，因此对加氢前原料进行分馏切割与对加氢饱和后产品进行分馏切割相比，对加氢前原料进行分馏切割可以获得更好的“分类切割选择性”，因为三环结构的芳烃加氢饱和物已经与其它环数低于三环结构的烃混合在一起，无法采用分馏手段分离。
基于以上分析，本发明提出一种适合于煤液化油的加氢改性油或低氮含量的煤液化油的分类联合深度加氢转化组合方法，按照“分类加加氢、加氢反应流出物可以联合分离”的工艺原则，避免第二烃馏份过度裂化、提高柴油收率、降低氢气耗量，提高过程综合经济性能，尽可以简化流程、降低工程投资。
关于煤液化油的加氢改性油或低氮含量的煤液化油的分类联合深度加氢转化组合方法，未见报道。
关于分离初始高芳烃高密度烃油得到不同沸程馏份、然后进行分类联合深度加氢转化组合方法，未见报道。
本发明的第一目的在于提供一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，其目标是生产优质柴油馏分。
本发明的第二目的在于提供一种煤液化油的加氢改性油或低氮含量的煤液化油的分类联合深度加氢转化组合方法，其目标是生产优质柴油馏分。
本发明的第三目的在于提供一种褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油的加氢改性油或低氮含量的褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油的的分类联合深度加氢转化组合方法，其目标是生产优质柴油馏分。
发明内容
本发明一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，包括如下步骤：
①第一烃馏份主要由常规沸点为265～450℃的重馏分组成，第一烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于920公斤/立方米，在第一加氢反应部分，第一烃馏份进行芳烃加氢饱和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5.0～30.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物进行加氢裂化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260～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第二加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物；
②第二烃馏份主要由常规沸点为165～265℃的轻馏分组成，第二烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于900公斤/立方米，在第三加氢反应部分，第二烃馏份进行芳烃加氢饱和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200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第三加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物；
③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物进入高压分离部分，在温度为30～75℃、压力为5.0～30.0MPa的条件下分离为高分气和高分油；
④第一部分高分气进入第一加氢反应部分，第二部分高分气进入第三加氢反应部分；
⑤在高分油分离部分，分离高分油得到加氢油品。
本发明操作条件通常为：
①第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于900公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
③高压分离部分操作条件为：温度为40～55℃、压力为7.0～24.0MPa。
本发明操作条件一般为：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件为：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物进行双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第四加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件通常为：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件一般为：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
为了简化流程，本发明：③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物直接混合后经过换热降温过程进入高压分离部分。
为了循环裂化待裂化油V，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触。
为了降低待裂化油V循环裂化转化率，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第二加氢反应部分与第二加氢催化剂的后半部分加氢催化剂接触。
为了利用待裂化油V改善第一加氢反应部分原料油性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第一加氢反应部分与第一加氢催化剂接触。
为了降低石脑油PAC氮含量，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为120～170℃的烃组分组成的石脑油PAC，部分石脑油PAC去第三加氢反应部分与第三加氢催化剂接触。
为了改善轻柴油HD1的性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为165～265℃的烃组分组成的轻柴油HD1，部分轻柴油HD1去第四加氢反应部分与第四加氢催化剂接触。
为了改善重柴油HD2的性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为265～330℃的烃组分组成的重柴油HD2，部分重柴油HD2去第四加氢反应部分与第四加氢催化剂的后半部分加氢催化剂接触。
本发明使用的第五加氢反应部分时的操作条件为：
①第二加氢反应流出物进入第五加氢反应部分，完成第五加氢反应转化为第五加氢精制反应流出物，第五加氢反应条件为：温度为250～480℃、压力略低于第二加氢反应部分操作压力、第五加氢催化剂为加氢精制催化剂、第五加氢催化剂体积空速为2.0～20.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第五加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物。
本发明第二加氢反应流出物使用热高压分离部分AHPS时的操作条件为：
①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为180～380℃的条件下分离为热高分气和热高分油，热高分油主要由常规沸点高于280℃的烃组分组成，热高分气用作第一烃馏份加氢反应流出物。
本发明第二加氢反应流出物使用热高压分离部分AHPS时的操作条件通常为：①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为250～350℃、压力为10.0～20.0MPa的条件下分离为热高分气和热高分油，至少一部分热高分油返回第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触用作循环热高分油RHPO。
本发明循环热高分油RHPO的重量流量一般为第一烃馏份重量流量的15～150％。
本发明适合于加工以下油品：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油。
本发明特别适合于加工以下油品：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为920～1040公斤/立方米；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为900～960公斤/立方米。
本发明应用于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油时，其操作条件通常为：
①第一烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
②第二烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第二烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于915公斤/立方米；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28。
本发明应用于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油时，其操作条件一般为：
①第一烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第一烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于960公斤/立方米；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm；柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第二烃馏份氮含量低于300PPm，20℃密度高于930公斤/立方米密度；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为压力为10.0～15.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30。
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。
本发明所述的杂质组分指的是原料油中非氢、非碳元素的加氢产物，包括水、硫化氢、氨、氯化氢等。
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，重量百分率表示为m％。
本发明所述石脑油馏份指的是常规沸点一般为60～190℃、通常为60～180℃的烃类。
本发明所述柴油馏份指的是常规沸点一般为160～390℃、通常为180～370℃的烃类。
本发明所述高芳烃高密度烃油，主要由常规沸点为165～450℃的烃组成，其中常规沸点为165～450℃的烃的重量含量：一般大于65％、通常大于75％、特别地大于85％，其氮含量一般低于2000PPm、通常低于1000PPm、特别地低于500PPm，20℃密度一般高于920公斤/立方米、通常高于940公斤/立方米、特别地高于960公斤/立方米，芳烃含量一般高于40％、通常高于55％、特别地高于70％。本发明所述高芳烃高密度烃油的性质数据范围，仅仅是用来表达其加氢特性，而不是用来限定其物性或来源。本发明所述高芳烃高密度烃油的最主要性质是：至少一部分常规沸点为大于265℃的烃需要经过加氢精制和加氢裂化串联过程、其它部分的烃至少需要经过加氢精制过程，它们的加氢反应生成油中的总柴油馏分才能达到预期的质量指标如密度低于限制值(比如20℃密度限制值为890公斤/立方米)、十六烷值高于限制值(比如32)。
本发明所述第一烃馏份，其常规沸点为265～450℃，其氮含量一般低于2000PPm、通常低于1000PPm、特别地低于500PPm，20℃密度一般高于920公斤/立方米、通常高于940公斤/立方米、特别地高于960公斤/立方米，芳烃含量一般高于40％、通常高于55％、特别地高于70％。本发明所述第一烃馏份也有超出上述范围数据的情况。本发明所述第一烃馏份的性质数据范围，仅仅是用来表达其加氢特性，而不是用来限定其物性或来源。本发明所述第一烃馏份的最主要性质是：经过加氢精制和加氢裂化串联过程，它们的加氢反应生成油中的总柴油馏分才能够达到预期的质量指标如密度低于限制值(比如20℃密度限制值为890公斤/立方米)、十六烷值高于限制值(比如32)。
本发明所述第二烃馏份，指的是常规沸点为165～265℃的烃组成，其氮含量一般低于一般低于800PPm、通常低于500PPm、特别地低于200PPm，20℃密度一般高于900公斤/立方米、通常高于920公斤/立方米、特别地高于940公斤/立方米，芳烃含量一般高于高于40％、通常高于55％、特别地高于70％。本发明所述第二烃馏份也有超出上述范围数据的情况。本发明所述第二烃馏份的性质数据范围，仅仅是用来表达其加氢特性，而不是用来限定其物性或来源。本发明所述第二烃馏份的最主要性质是：经过加氢精制或加氢精制与芳烃选择性加氢开环串联过程，它们的加氢反应生成油中的总柴油馏分能够达到预期的质量指标如密度低于限制值(比如20℃密度限制值为890公斤/立方米)、十六烷值高于限制值(比如32)。
本发明所述第一烃馏份加氢反应流出物，指的是第一烃馏份完成全部串联的加氢反应过程后所得到的加氢反应流出物中最终进入高压分离部分的物流。
本发明所述第二烃馏份加氢反应流出物，指的是第二烃馏份完成全部串联的加氢反应过程后所得到的加氢反应流出物中最终进入高压分离部分的物流。
本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在下通过加氢使煤液化的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：
①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(SCE)抽提率不太高；
②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和II(SRC-1和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；
③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；
④煤和渣油联合加工法(CO·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；
⑤干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；
⑥地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工。
无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。
以下结合褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油描述本发明。
本发明所述高芳烃高密度烃油比如褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油，通常为氢化后高密度烃油，可以是煤液化油的加氢改性油或煤液化油或它们的混合油，通常包含常规沸程为165～450℃烃组分，其特点是含有不同沸程馏份(比如石脑油馏份、柴油馏份、重馏份)且通常包含20～65％的常规沸程为160～265℃烃组分，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、双环芳烃含量、多环芳烃含量、沸点)差别很大。
由于来源不同以及来源过程工艺条件均在一定范围内变化，所述本发明所述高芳烃高密度烃油的性质也在一定范围内变化。以褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油为例，本发明所述氢化后高密度烃油的性质比重通常为0.90～1.04，常规沸点一般为60～480℃通常为165～450℃，通常金属含量为0～10PPm、硫含量为0～0.06％、氮含量为0.005～0.20％、总芳烃含量为35～85％、双环芳烃含量为25～70％、三环芳烃含量为5～45％。
按照本发明，所述氢化后高密度烃油通常来自加氢过程，因此通常金属含量和固体颗粒含量很低。按照本发明，所述氢化后高密度烃油通常来自产生硫化氢和氨的加氢过程，由于加氢过程经历注水洗氨过程，产生氢化后高密度烃油的加氢过程反应生成油(高分油)通常含有水分。典型的氢化后高密度烃油性质见表1。
以褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油为例，本发明所述第一烃馏份，主要由常规沸点为265～450℃的高芳烃高密度重馏分组成，它可以是来自罐区、也可以是初始高芳烃高密度烃油分离部分得到的馏份，比如可以是煤液化生成油之加氢改性油的分馏部分产生的馏分油，主要包含常规沸程通常为265～450℃、一般为265～420℃的烃组分，其苊类、苊烯类、三环芳烃含量较高(通常为10～30％、一般为15～25％)。
以褐煤制取液体燃料的热溶催化法液化油及其加氢改性油为例，本发明所述第二烃馏份，主要由常规沸点为165～265℃的高芳烃高密度轻馏分组成，它可以是来自罐区、也可以是初始高芳烃高密度烃油分离部分得到的馏份，比如可以是煤液化生成油之加氢改性油的分馏部分产生的馏分油，主要包含常规沸程通常为60～265℃、一般为165～265℃的烃组分，其双环芳烃含量较高(通常为20～80％、一般为30～65％)。
以下描述本发明的特征部分。
本发明一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，包括如下步骤：
①第一烃馏份主要由常规沸点为265～450℃的重馏分组成，第一烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于920公斤/立方米，在第一加氢反应部分，第一烃馏份进行芳烃加氢饱和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5.0～30.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物进行加氢裂化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260～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第二加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物；
②第二烃馏份主要由常规沸点为165～265℃的轻馏分组成，第二烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于900公斤/立方米，在第三加氢反应部分，第二烃馏份进行芳烃加氢饱和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200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第三加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物；
③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物进入高压分离部分，在温度为30～75℃、压力为5.0～30.0MPa的条件下分离为高分气和高分油；
④第一部分高分气进入第一加氢反应部分，第二部分高分气进入第三加氢反应部分；
⑤在高分油分离部分，分离高分油得到加氢油品。
本发明操作条件通常为：
①第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于900公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
③高压分离部分操作条件为：温度为40～55℃、压力为7.0～24.0MPa。
本发明操作条件一般为：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件为：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物进行双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第四加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件通常为：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1。
本发明使用的第四加氢反应部分时操作条件一般为：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
为了简化流程，本发明：③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物直接混合后经过换热降温过程进入高压分离部分。
为了循环裂化待裂化油V，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触。
为了降低待裂化油V循环裂化转化率，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第二加氢反应部分与第二加氢催化剂的后半部分加氢催化剂接触。
为了利用待裂化油V改善第一加氢反应部分原料油性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第一加氢反应部分与第一加氢催化剂接触。
为了降低石脑油PAC氮含量，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为120～170℃的烃组分组成的石脑油PAC，部分石脑油PAC去第三加氢反应部分与第三加氢催化剂接触。
为了改善轻柴油HD1的性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为165～265℃的烃组分组成的轻柴油HD1，部分轻柴油HD1去第四加氢反应部分与第四加氢催化剂接触。
为了改善重柴油HD2的性质，本发明：⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为265～330℃的烃组分组成的重柴油HD2，部分重柴油HD2去第四加氢反应部分与第四加氢催化剂的后半部分加氢催化剂接触。
本发明使用的第五加氢反应部分时的操作条件为：
①第二加氢反应流出物进入第五加氢反应部分，完成第五加氢反应转化为第五加氢精制反应流出物，第五加氢反应条件为：温度为250～480℃、压力略低于第二加氢反应部分操作压力、第五加氢催化剂为加氢精制催化剂、第五加氢催化剂体积空速为2.0～20.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第五加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物。
本发明第二加氢反应流出物使用热高压分离部分AHPS时的操作条件为：
①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为180～380℃的条件下分离为热高分气和热高分油，热高分油主要由常规沸点高于280℃的烃组分组成，热高分气用作第一烃馏份加氢反应流出物。
本发明第二加氢反应流出物使用热高压分离部分AHPS时的操作条件通常为：①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为250～350℃、压力为10.0～20.0MPa的条件下分离为热高分气和热高分油，至少一部分热高分油返回第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触用作循环热高分油RHPO。
本发明循环热高分油RHPO的重量流量一般为第一烃馏份重量流量的15～150％。
本发明适合于加工以下油品：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油。
本发明特别适合于加工以下油品：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为920～1040公斤/立方米；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为900～960公斤/立方米。
本发明应用于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油时，其操作条件通常为：
①第一烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
②第二烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第二烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于915公斤/立方米；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28。
本发明应用于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油时，其操作条件一般为：
①第一烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第一烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于960公斤/立方米；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm；柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第二烃馏份氮含量低于300PPm，20℃密度高于930公斤/立方米；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30。
以下详细描述本发明的各步骤。
以下详细描述本发明的第一加氢反应部分。
在第一加氢反应部分，在第一加氢催化剂存在条件下，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催化剂(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，第一加氢反应深度应根据第一烃馏份性质和第二加氢反应过程对原料要求确定，第一加氢反应过程所得加氢生成油的氮含量(平均值)通常低于50PPm、宜低于30PPm、最好低于15PPm，该过程中第一烃馏份的芳烃加氢饱和反应转化率通常高于40％，所得加氢生成油的芳烃含量(平均值)低于45％、宜低于35％、最好低于25％，以适合于做加氢裂化过程(第二加氢反应过程)原料油。
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(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)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。
所述第一加氢反应部分，使用的第一加氢催化剂可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装。第一加氢催化剂，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型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。
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。
第一加氢反应部分和第二加氢反应部分，应该作为一个完整的工序看待，因此，第一加氢反应部分可以看做是第二加氢反应部分的预加氢过程。
以下详细描述本发明的第二加氢反应部分。
本发明所述的第二加氢反应，通常指的是在氢气和合适的第二加氢催化剂(加氢裂化催化剂)存在条件下第一加氢反应流出物中烃馏份发生的耗氢的反应过程，其最低的裂化反应深度应具备最低限度的工业意义：即完成预期的加氢裂化，该过程所得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；该过程所得加氢柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、通常高于35、较佳着高于40。该过程中第一加氢反应流出物中烃馏份的加氢裂化裂化率视具体情况而定，第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低30～100kg/立方米。
在第二加氢反应部分，在加氢裂化催化剂存在条件下，第一加氢反应流出物中的至少一部分烃馏份和氢气完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成第二加氢反应流出物。
所述第二加氢反应部分，因其原料(第一加氢反应流出物中的烃馏份)性质(氮含量、芳烃含量、密度)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。
第二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针对具体原料的催化剂，也可以是合适的石油炼制过程劣质柴油和/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。
第二加氢反应部分，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裂化催化剂和后部加氢精制催化剂进行级配，后部加氢精制催化剂用于将裂化过程产生的硫醇转化为硫化氢等目的。
第二加氢反应部分的加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，加氢裂化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，应根据加氢裂化反应部分原料油性质、预期柴油馏份性质和加氢裂化催化剂性能确定：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15～70％、通常为25～55％。
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，在第三加氢催化剂存在条件下，所述第二烃馏份与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。
本发明所述的第三加氢反应，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加氢精制反应，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，第三加氢反应深度应根据第二烃馏份性质和加氢目标要求确定，该过程所得加氢生成油的氮含量(平均值)低于50PPm、宜低于30PPm、最好低于15PPm，该过程中第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率通常高于40％，所得加氢生成油的芳烃含量(平均值)低于45％、宜低于35％、最好低于25％，该过程所得加氢柴油的十六烷值(平均值)一般高于26、通常高于28；该过程所得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。
所述的第三加氢反应部分，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)的不同和第三加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)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。
所述第三加氢反应部分，使用的第三加氢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。第三加氢催化剂，可以是针对具体原料的专用加氢精制催化剂。也可以是合适的石油炼制柴油加氢精制过程使用的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。
所述第三加氢反应部分，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。
以下详细描述本发明的第四加氢反应部分。
当存在第四加氢反应部分时，一般该过程中第三加氢反应流出物中烃馏份完成双环结构烃加氢开环反应，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：该过程所得加氢石脑油的氮含量(平均值)低于4PPm、宜低于2PPm、最好低于1PPm，以适合于做石脑油催化重整原料调和组分；该过程所得加氢柴油的十六烷值(平均值)一般高于30、通常高于32、较佳者高于35；该过程中双环结构芳烃加氢裂化反应的转化率一般高于40％、通常高于50％、较佳者高于60％。
当存在第四加氢反应部分时，第三加氢反应部分和第四加氢反应部分，应该作为一个完整的工序看待，此时，第三加氢反应部分可以看做是第四加氢反应部分的预加氢过程。
以下详细描述本发明的第四加氢催化剂。
第四加氢催化剂，最好具备双环芳烃或双环环烷烃选择性加氢开环功能，可以是任意一种合适的柴油选择性加氢开环催化剂，可以是典型的石油基高双环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3。第四加氢反应部分烃油原料中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％。
按照本发明，第四加氢催化剂可以是任何一种合适的加氢裂化催化剂，比如可以是与第二加氢反应部分使用的第二加氢催化剂相同的催化剂但是其操作温度、液时空速相差较大：通常第四加氢催化剂液时空速较高比如高30％以上、操作温度较低比如低15～30℃。
表3记载芳烃选择性加氢开环催化剂的出版物
按照本发明，在第二加氢反应部分使用第二加氢催化剂2R1C(加氢裂化催化剂)进行加氢裂化生产柴油，但是并不排除在先接触加氢裂化催化剂2R1C的条件下后接触芳烃选择性加氢开环催化剂2R2C，这是因为高密度重馏份接触加氢裂化催化剂2R1C生成的产物2R1P中柴油组分含量高，2R1P含有的双环环烷烃及双环芳烃接触芳烃选择性加氢开环催化剂2R2C后可以改善质量(在气体产率低的条件下提高十六烷值、降低密度)，因此可以适当减少加氢裂化催化剂2R1C的用量或通过建立第二加氢反应部分的加氢生成油重柴组分循环进入第二加氢反应部分接触2R2C构成低气体产率的循环加氢裂化流程。循环物流可以是第二加氢反应流出物专用热高分产生的主要由高密度组分组成的热高分油或高分油分离部分所得主要由高密度组分组成的窄馏分油(通常为沸点最高者)，此时本发明存在烃油循环流程，循环物流可以进入第一加氢反应部分后进入第二加氢反应部分，循环物流也可以直接进入第二加氢反应部分与任意位置的第二加氢催化剂接触，当然可以是循环物流直接进入第二加氢反应部分与芳烃选择性加氢开环催化剂2R2C接触。
第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物通常混合后进入高压分离部分，在高压分离部分，完成分离得到高分气、高分油和高分水；至少一部分高分气进入加氢反应部分作循环氢使用。
以下详细描述本发明的高压分离部分。
第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物进入高压分离部分之前，通常向加氢反应流出物中注入洗涤水。所述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)至约220～100℃(该温度应高于加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后加氢反应流出物。洗涤水用于吸收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加氢反应流出物中的硫化氢。
所述高压分离部分包含注水后加氢反应流出物的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后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℃。
在高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的高分油、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的高分水。所述高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止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，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常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)。
所述的高压分离部分，其分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa。
所述的高分气，其氢气体积浓度值，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％的高分气返回加氢反应部分形成循环氢，以提供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高分气(以下简称排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放气，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。
高压分离部分之前可以设置热高压分离部分。
第一烃馏份加氢反应流出物进入高压分离部分之前，可以设置专用的热高压分离部分AHPS。
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)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分。
以下详细描述本发明的高分油分离部分。
本文所述高分油分离部分，是指将高分油液体分离为窄馏分油产品的步骤，其液体产品包含主要由常规沸点高于50℃的组分组成的烃油。在此，所述的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、加氢石脑油、加氢柴油(或加氢轻柴油和加氢重柴油)、加氢重油等。
本发明典型的加氢转化过程可以有效脱除原料中的金属、氧、硫、氮，使其中至少一部分环状化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，通常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。各加氢反应部分的操作条件，一般宜达到下列效果：高压分离部分排出的加氢生成油中，加氢石脑油的氮含量(平均值)一般低于4PPm、通常低于2PPm、最好低于1PPm；加氢柴油的十六烷值(平均值)高于30、最好高于35。
为了改善第一加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期，同时为了适当降低第二加氢反应部分加氢裂化单程转化率(降低气体产量)，本发明应用于第一烃馏份加氢转化时，可以加工第三原料烃。第三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，第三原料烃也可以是来自第一烃馏份加氢裂化过程产生的含烃物流比如第二加氢反应流出物专用热高分产生的主要由高密度组分组成的热高分油或高分油分离部分得到的主要由高密度组分组成的窄馏分油(通常为沸点最高者)，此时本发明存在烃油循环流程，循环物流可以进入第一加氢反应部分后进入第二加氢反应部分，循环物流也可以直接进入第二加氢反应部分与任意位置的第二加氢催化剂接触。使用合适的第三原料烃，通过改善第一加氢反应部分总体原料的性质，可以改善第一加氢反应部分、第二加氢反应部分的操作条件。为了取得最佳效果，第三原料烃的常规沸点初馏点，一般高于第一烃馏份的常规沸点初馏点，当第三原料烃来自本发明流程外部时20℃密度最好高于920公斤/立方米，当第三原料烃来自本发明流程内部时20℃密度最好高于900公斤/立方米。
当第三原料烃是来自第二加氢反应流出物专用热高分产生的主要由高密度组分组成的热高分油时，此时本发明存在“短循环裂化流程”：第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS并分离为一个在体积上主要由氢气组成的第一烃馏份加氢系列热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的第一烃馏份加氢系列热高分油液体。第一烃馏份加氢系列热高分气和第二烃馏份加氢反应流出物混合后进入高压分离部分。循环热高分油RHPO进入第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触，通过增大循环热高分油RHPO数量，降低第二加氢反应部分单程裂化率，可以降低反应温度、延缓催化剂结焦、降低气体产率、降低氢耗量、增加柴油收率。
第一烃馏份在加氢裂化过程(第二加氢反应部分)发生的大分子裂化会产生含硫、含氮的石脑油组分，为了进一步改善第二加氢反应流出物或第二加氢反应流出物的热高分气中油品(石脑油组分)的质量，可以将重馏分加氢系列热高分气引入尾部加氢反应部分，也可以同时将第二烃馏份加氢反应流出物引入尾部加氢反应部分，使用加氢精制催化剂对烃组分进行加氢精制(比如降低石脑油组分氮含量和硫含量、降低柴油组分芳烃含量)，尾部加氢反应流出物进入高压分离部分。
为了处理来自煤液化油的加氢改性过程所得石脑油馏分以获得适宜用作催化重整制芳烃的优质石脑油原料，可以将其作为第四烃原料引入第三加氢反应部分，同时具备改善第三加氢反应部分原料油性质、延缓结焦速度、延长操作周期的作用。第四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，第四原料烃也可以是来自第二烃馏份加氢过程产生的含烃物流比如高分油分离部分得到的主要由石脑油馏分和或轻柴油馏分组成的窄馏分油，此时本发明存在轻烃循环物流，轻烃循环物流可以进入第三加氢反应部分后进入第四加氢反应部分，轻烃循环物流也可以直接进入第四加氢反应部分与任意位置的第二加氢催化剂接触。使用合适的第四原料烃，通过改善第三加氢反应部分总体原料的性质，可以改善第三加氢反应部分、第四加氢反应部分的操作条件。为了取得最佳效果，第四原料烃的常规沸程最好处于第二原料烃的常规沸程范围内。
当第四原料烃是来自第二烃馏份加氢反应流出物专用热高分产生的第二烃馏份加氢反应流出物热高分油时，此时本发明存在“轻油短循环流程”：第二烃馏份加氢反应流出物进入热高压分离部分LAHPS并分离为一个在体积上主要由氢气组成的第二烃馏份加氢系列热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的第二烃馏份加氢系列热高分油液体LHPO。第二烃馏份加氢系列热高分气和第一烃馏份加氢反应流出物混合后进入高压分离部分。循环热高分油RLHPO进入第三加氢反应部分与第三加氢催化剂接触，通过增大循环热高分油RLHPO数量，降低第三加氢反应部分原料芳烃含量，可以降低反应温度、延缓催化剂结焦、延长操作周期。
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高芳烃油的分类联合加氢转化；
②反应流出物联合分离，可简化流程；
③将加氢重柴油馏份引入第四加氢反应部分，对其进行高柴油收率加氢改质，实现分馏和循环反应耦合优化；
④将部分或全部加氢后高密度馏份引入第二加氢反应部分，构成部分循环或全部循环裂化流程，实现分馏和循环反应耦合优化；
⑤将部分或全部加氢后高密度馏份引入到第二加氢反应部分与后半部分裂化催化剂接触(不与前半部分裂化催化剂接触)，构成部分循环或全部循环缓和裂化流程，实现分馏和循环反应耦合优化，第一烃馏份和加氢后高密度馏份在第二加氢反应部分的单程转化率实现了差异化；
⑥采用本发明的装置操作平稳；
⑦采用本发明的装置紧急停工过程安全；
⑧本发明适合于新建装置或已有装置改造。
实施例一
某褐煤中压加氢直接液化过程的外排油的加氢转化过程采用本发明，其主要目标是生产优质柴油馏分。
煤制油过程外排油为表1所列油品C，其常规沸点低于265℃的组分占40％，采用本发明，对其完成减压蒸馏分离(同时完成脱水)，设置分馏塔塔底重沸炉(也可以设分馏塔进料加热炉)，分馏塔塔顶压力为～0.05MPa(绝压)，分馏塔下段为提馏段，分馏塔上段为精馏段，全部外排油分离为塔顶回流罐排出的塔顶油(常规沸点低于265℃)和塔底排出的塔底油(常规沸点265～390℃)。塔底油作为第一烃馏份，塔顶油作为第二烃馏份，本发明各步骤操作条件如下：
①第一烃馏份主要由常规沸点为265～390℃的组分组成，在第一加氢反应部分，第一烃馏份完成饱和转化率为～65％的芳烃加氢饱和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340～400℃、压力为11.0～13.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.35～0.40hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～1200∶1，设置多个催化剂床层；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物完成预期的加氢裂化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350～400℃、压力为11.0～13.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速约为0.5～0.55hr-1、氢气/原料油体积比为不低于1200∶1，设置多个催化剂床层；第二加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm(本实施例控制为1PPm以下)、柴油组分的十六烷值为33～38(本实施例控制为33以上)；
②第二烃馏份主要由常规沸点低于265℃的组分组成，占外排油的40m％，在第三加氢反应部分，第二烃馏份完成饱和转化率为～70％的芳烃加氢饱和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310～380℃、压力为11.0～13.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.50～0.55hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～1000∶1，设置多个催化剂床层；
在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率为～80％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为330～390℃、压力为11.0～13.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.5～1.0hr-1、氢气/原料油体积比不低于1200∶1，设置多个催化剂床层；第四加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm(本实施例控制为1PPm以下)、柴油组分的十六烷值为33～38(本实施例控制为33以上)；
③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物混合后完成换热降温过程，然后注入冲洗水后进入高压分离部分，分离为高分气、高分油和高分水，高压分离部分的高压分离器操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.5～12.5MPa；
④全部高分气进入各加氢反应部分作反应器入口氢气和催化剂床层间急冷氢；来自外部的新氢补入高压反应系统；
⑤在高分油分离部分，分离高分油得到如下加氢油品：常规沸程为50～165℃的石脑油、常规沸程为165～265℃的轻柴油馏分和常规沸程为265～330℃的重柴油馏分(20℃密度约为0.895)，可以将10～50％的重柴油馏分循环到第一加氢反应部分或直接循环到第二加氢反应部分。
使用的加氢催化剂组成见表4～表7，本发明技术方案实现了生产目的：加氢提质石脑油组分的氮含量低于2PPm(本实施例控制为1PPm以下)、全部加氢提质柴油馏份的十六烷值(平均值)为33～38(本实施例控制为33以上)。
表4第一加氢反应部分用催化剂组成
表5第二加氢反应部分用催化剂的物化性质
表6第三加氢反应部分用催化剂组成
表7第四加氢反应部分用催化剂
本实施例一，常规气体烃产率为3.2～3.5％(相对于加氢原料油重量)、石脑油产率为9.1～10.0％(相对于加氢原料油重量)、柴油收率为90.2～91.0％(相对于加氢原料油重量)，单位重量原料油氢耗为3.32～3.45％(相对于加氢原料油重量)。
表8加氢产品油品性质
实施例的优点在于：
①第一烃馏份的第一加氢反应部分，使用加氢脱金属催化剂和具有优良芳烃饱和功能的加氢精制剂；第二加氢反应部分，使用具备气体产率低而柴油收率高的无定形硅铝缓和加氢裂化催化剂；
第二烃馏份的第三加氢反应部分，使用保护剂和具有优良芳烃饱和功能的加氢精制剂(不同于第一加氢反应部分用加氢精制剂)；第四加氢反应部分使用高选择性双环芳烃加氢开环催化剂；
②第三加氢反应部分与第一加氢反应部分相比，起始反应温度差30℃，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，同时保证了加氢提质石脑油组分的氮含量低于2PPm、加氢提质柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33的目标；
第四加氢反应部分与第二加氢反应部分相比，起始反应温度差20℃，选用了各自合适的反应温度和催化剂，避免柴油馏份过度加氢，降低了氢耗、增加液体产品收率，同时保证了加氢提质柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33的目标；
③可以将10～50％的重柴油馏分循环到第一加氢反应部分或直接循环到第二加氢反应部分，可以针对性改善第一加氢反应部分原料油性质，同时构成重柴油循环加氢裂化流程，可以适当降低第二加氢反应部分油品单程裂化率，降低气体产率；
④反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物混合后完成换热降温过程，然后注入冲洗水后进入高压分离部分，分离为高分气、高分油和高分水，加氢反应部分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，大幅度节省投资；
⑤分类加工原料油提高柴油收率：一方面，轻馏分(第二烃馏份)不经过第二加氢反应过程(加氢裂化处理过程)，可避免过度裂化、降低气体产率；另一方面，考虑到裂化催化剂在运行过程中随着结焦程度的加重，为了维持转化率或柴油产品质量，必须提高操作温度，而随着该温度的提高，裂化过程的选择性必然下降，柴油产品收率会下降，此时如果第二烃馏份经过第二加氢反应过程，基于第二烃馏份的柴油收率会大幅度下降，而本发明则避免了该问题。
实施例二
与实施例一相比，本实施例将第二加氢反应流出物引入到第二加氢反应流出物专用的热高压分离部分AHPS，在温度为280～310℃、压力为11.0～13.0MPa的条件下分离为热高分气和热高分油，循环热高分油RHPO为33～66％的热高分油，RHPO循环到第一加氢反应部分或直接循环到第二加氢反应部分，可以针对性改善第一加氢反应部分原料油性质，同时构成热高分油循环加氢裂化流程，可以适当降低第二加氢反应部分油品单程裂化率，降低气体产率。
具体方案之一是循环热高分油经过降压后分离为循环热低分气和循环热低分油，循环热低分油经泵(该泵与第一烃馏份加压泵公用)加压后进入第一加氢反应部分；具体方案之二是循环热高分油RHPO经过加压泵后直接进入第二加氢反应部分加氢反应器的入口管线与第一加氢反应流出物混合。
与实施例1相比，可以取消高分油分离部分返回第二加氢反应部分的待裂化油V循环物流，形成短流程循环回路，可以降低高分油分离部分的规模和投资，减少能量损失。
本方案适合于第二加氢反应部分单程转化率低的情况，可以简化流程、降低能耗。
实施例三
与实施例一相比，本实施例采用加氢原料油一次通过流程即不使用任何循环物流，但是将第二加氢反应部分单程转化率提高，方法是加氢裂化催化剂装填量增加了一倍即空速降低了一倍，高分油分离部分加氢产品质量相当，但是气体产率增加了1.2～1.5％(相对于加氢原料油重量)、石脑油产率增加了4.7～6.0％(相对于加氢原料油重量)、柴油收率下降5.9～7.5％(相对于加氢原料油重量)。
本方案适合于小规模装置，可以简化流程、降低能耗。
实施例四
性质如表1油品D的某褐煤中压加氢直接液化过程的液化油，其加氢转化过程采用本发明，其主要目标是生产优质柴油馏分，采用的步骤、加氢催化剂、产品质量指标同实施例一。与实施例一相比，第二加氢反应流出物中柴油馏分性质接近，因为液化油质量劣于改性油，所以第一加氢反应部分加氢催化剂(包括加氢脱金属催化剂、加氢保护剂、加氢精制剂)数量均相应增加。与实施例一相比，第三加氢反应流出物中柴油馏分性质接近，因为液化油质量劣于改性油，所以第三加氢反应部分加氢催化剂(包括加氢脱金属催化剂、加氢保护剂、加氢精制剂)数量均相应增加。
尽管本文仅列举四个实施例，但足以表明本发明的效果。
Claims (20)
1.一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法，包括如下步骤：
①第一烃馏份主要由常规沸点为265～450℃的重馏分组成，第一烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于920公斤/立方米，在第一加氢反应部分，第一烃馏份进行芳烃加氢饱和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5.0～30.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物进行加氢裂化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260～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第二加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第二加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物；
②第二烃馏份主要由常规沸点为165～265℃的轻馏分组成，第二烃馏份芳烃含量高于40％、密度高于900公斤/立方米，在第三加氢反应部分，第二烃馏份进行芳烃加氢饱和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200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第三加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物；
③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物进入高压分离部分，在温度为30～75℃、压力为5.0～30.0MPa的条件下分离为高分气和高分油；
④第一部分高分气进入第一加氢反应部分，第二部分高分气进入第三加氢反应部分；
⑤在高分油分离部分，分离高分油得到加氢油品。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为7.0～24.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于900公斤/立方米，芳烃含量高于40％；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于10PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
③高压分离部分操作条件为：温度为40～55℃、压力为7.0～24.0MPa。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物进行双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为200～460℃、压力为5.0～30.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第四加氢反应流出物用作第二烃馏份加氢反应流出物。
5.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
②在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为7.0～24.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于35；
②第二烃馏份氮含量低于500PPm，20℃密度高于920公斤/立方米，芳烃含量高于55％；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为10.0～20.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
③高压分离部分操作条件为：温度为45～55℃、压力为10.0～20.0MPa。
7.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
③第一烃馏份加氢反应流出物和第二烃馏份加氢反应流出物直接混合后经过换热降温过程进入高压分离部分。
8.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触。
9.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第一烃馏份氮含量低于2000PPm，20℃密度高于940公斤/立方米；
在第一加氢反应部分，第一烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第一加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第一加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为600∶1～2000∶1；
在第二加氢反应部分，第一加氢反应流出物中的烃油完成预期的加氢裂化反应使第二加氢反应流出物中的柴油组分的20℃密度比第一烃馏份的20℃密度降低至少30kg/立方米，第二加氢反应条件为：温度为300～440℃、压力为10.0～20.0MPa、第二加氢催化剂具备气体产率低而柴油收率高的功能、第二加氢催化剂体积空速为0.15～1.0hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28；
②第二烃馏份来源于褐煤中压煤液化油或其加氢改性油，第二烃馏份氮含量低于1000PPm，20℃密度高于915公斤/立方米；
在第三加氢反应部分，第二烃馏份的芳烃加氢饱和转化率高于40％，第三加氢反应条件为：温度为260～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第三加氢催化剂体积空速为0.15～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
在第四加氢反应部分，第三加氢反应流出物完成双环芳烃开环率高于40％的高选择性双环芳烃加氢开环反应转化为第四加氢反应流出物，第四加氢反应条件为：温度为250～420℃、压力为10.0～20.0MPa、第四加氢催化剂具备高选择性双环芳烃加氢开环功能、第四加氢催化剂体积空速为0.25～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～2000∶1；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于4PPm，柴油组分的十六烷值高于28。
10.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油分离部分，得到一个主要由20℃密度高于900公斤/立方米的烃组分组成的待裂化油V，至少一部分待裂化油V去第一加氢反应部分与第一加氢催化剂接触。
11.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为120～170℃的烃组分组成的石脑油PAC，部分石脑油PAC去第三加氢反应部分与第三加氢催化剂接触。
12.根据权利要求4或5或6所述的方法，其特征在于：
⑤在高分油分离部分，得到一个主要由常规沸点为165～265℃的烃组分组成的轻柴油HD1，部分轻柴油HD1去第四加氢反应部分与第四加氢催化剂接触。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份氮含量低于800PPm，20℃密度高于960公斤/立方米；
第一加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第二加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第一烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30；
②第二烃馏份氮含量低于300PPm，20℃密度高于930公斤/立方米；
第三加氢反应条件为：压力为10.0～15.0MPa；
第四加氢反应条件为：压力为压力为10.0～15.0MPa；
第二烃馏份加氢反应流出物中，石脑油组分的氮含量低于2PPm，柴油组分的十六烷值高于30。
14.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
①第二加氢反应流出物进入第五加氢反应部分，完成第五加氢反应转化为第五加氢精制反应流出物，第五加氢反应条件为：温度为250～480℃、压力略低于第二加氢反应部分操作压力、第五加氢催化剂为加氢精制催化剂、第五加氢催化剂体积空速为2.0～20.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；第五加氢反应流出物用作第一烃馏份加氢反应流出物。
15.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为180～380℃的条件下分离为热高分气和热高分油，热高分油主要由常规沸点高于280℃的烃组分组成，热高分气用作第一烃馏份加氢反应流出物。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于：
①第二加氢反应流出物进入热高压分离部分AHPS，在温度为250～350℃、压力为10.0～20.0MPa的条件下分离为热高分气和热高分油，至少一部分热高分油返回第二加氢反应部分与第二加氢催化剂接触用作循环热高分油RHPO。
17.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
①循环热高分油RHPO重量流量为第一烃馏份重量流量的15～150％。
18.根据权利要求1或2或3或4或5或6所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油。
19.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为920～1040公斤/立方米；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为900～960公斤/立方米。
20.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：
①第一烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为920～1040公斤/立方米；
②第二烃馏份来源于下列油品：煤液化油的加氢改性油或氮含量低于2000PPm的煤液化油或它们的混合油，20℃密度为900～960公斤/立方米。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201110311390.0A CN102433156B (zh) | 2011-10-03 | 2011-10-03 | 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201110311390.0A CN102433156B (zh) | 2011-10-03 | 2011-10-03 | 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN102433156A CN102433156A (zh) | 2012-05-02 |
| CN102433156B true CN102433156B (zh) | 2016-03-16 |
Family
ID=45981504
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN201110311390.0A Active CN102433156B (zh) | 2011-10-03 | 2011-10-03 | 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN102433156B (zh) |
Families Citing this family (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN103666553B (zh) * | 2012-09-10 | 2015-07-01 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种加氢转化多环芳烃的方法 |
| CN104178209A (zh) * | 2014-07-31 | 2014-12-03 | 何巨堂 | 一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法 |
| CN105838417B (zh) * | 2016-04-15 | 2017-12-26 | 中国海洋石油总公司 | 一种富芳馏分油多产高芳潜石脑油的加氢方法 |
| CN109321273B (zh) * | 2018-09-27 | 2020-11-13 | 国家能源投资集团有限责任公司 | 生产环烷基冷冻机油基础油的方法和装置 |
Citations (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101280221A (zh) * | 2007-04-04 | 2008-10-08 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种劣质柴油馏分加氢转化方法 |
| CN101987971A (zh) * | 2009-08-06 | 2011-03-23 | 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院 | 一种由劣质柴油生产高辛烷值汽油的方法 |
Family Cites Families (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US8980081B2 (en) * | 2007-10-22 | 2015-03-17 | Chevron U.S.A. Inc. | Method of making high energy distillate fuels |
-
2011
- 2011-10-03 CN CN201110311390.0A patent/CN102433156B/zh active Active
Patent Citations (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101280221A (zh) * | 2007-04-04 | 2008-10-08 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种劣质柴油馏分加氢转化方法 |
| CN101987971A (zh) * | 2009-08-06 | 2011-03-23 | 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院 | 一种由劣质柴油生产高辛烷值汽油的方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN102433156A (zh) | 2012-05-02 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101629103B (zh) | 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法 | |
| CN102585897B (zh) | 一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法 | |
| CN101831317A (zh) | 一种高芳高氮烃的氢化方法 | |
| CN102051222A (zh) | 一种两段法高氮高芳烃油加氢转化方法 | |
| CN101712886A (zh) | 一种煤焦油氢化方法 | |
| CN102071057A (zh) | 一种两段法高氮高芳烃油加氢转化方法 | |
| CN106190283A (zh) | 设置加氢芳烃浅度饱和反应过程的劣质烃加氢热裂化方法 | |
| CN105567279A (zh) | 一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法 | |
| CN102146298A (zh) | 一种烃加氢转化过程组合方法 | |
| CN102433156B (zh) | 一种不同沸程高芳烃高密度烃油加氢转化组合方法 | |
| CN101629101A (zh) | 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法 | |
| CN105694971A (zh) | 一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法 | |
| CN102021029A (zh) | 一种两段法高芳烃油加氢转化方法 | |
| CN101717660A (zh) | 一种烃氢化方法 | |
| CN102585898A (zh) | 一种高氮高芳烃油两段法烃氢化方法 | |
| CN102021028A (zh) | 一种两段法高芳烃油加氢转化方法 | |
| CN105524656A (zh) | 一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法 | |
| CN105623724A (zh) | 一种高芳烃产低碳数单六元环烃的加氢热裂化方法 | |
| CN102021027A (zh) | 一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法 | |
| CN101041783B (zh) | 一种煤焦油加氢转化方法 | |
| CN101629100B (zh) | 一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法 | |
| CN104178209A (zh) | 一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法 | |
| CN104194828A (zh) | 一种包含反应热回收步骤的劣质烃加氢方法 | |
| CN102161911A (zh) | 一种高氮高芳烃油加氢转化集成方法 | |
| CN101629104B (zh) | 一种不同沸程煤焦油馏份的加氢转化组合方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant |