專利名稱：:一種烴氫化方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種烴氫化方法；特別地講本發(fā)明涉及一種高氮、高芳烴油比如蒽油的兩段法氫化方法；更特別地講本發(fā)明涉及一種蒽油兩段法"加氫精制+加氫裂化"生產(chǎn)柴油組分的方法。
背景技術(shù)：
：本發(fā)明人的以下在先專利申請文件涉及到蒽油氫化概念序號專利文件名稱申請?zhí)柟_號①一種蒽油加氫裂化方法200810149874.8CN101024780A②一種蒽油氫化方法200810171313.8CN101033409A③一種煤焦油氫化方法200610071230.2CN101041783ACN101024780A公開了一種蒽油加氫裂化方法，采用加氫精制-加氫裂化一段串聯(lián)流程，由于蒽油加氫精制反應(yīng)流出物中的堿性氨進入了加氫裂化催化劑床層，極大地抑制了裂化催化劑裂化性能。CN101033409A公開了一種蒽油加氫裂化方法，采用兩段法串聯(lián)加氫工藝，蒽油加氫精制生成油經(jīng)分離得到脫除氨、硫化氫、低沸點烴的主要由常規(guī)沸點大于20(TC的重餾分組成的第一重餾分，第一重餾分進入加氫裂化催化劑床層，由于使用加氫精制生成油分離部分，流程復(fù)雜，投資高。CN101041783A公開了一種可用于蒽油氫化過程的煤焦油氫化方法，煤焦油原料在第一反應(yīng)部分轉(zhuǎn)化為第一反應(yīng)流出物，第一反應(yīng)流出物在第一熱高壓分離部分分離得到第一熱高分油；第一熱高分油在第二反應(yīng)部分轉(zhuǎn)化為第二反應(yīng)流出物。由于使用第一冷高分油分離部分，流程復(fù)雜，投資高。蒽油氫化過程存在如下特點①加氫精制反應(yīng)流出物中氨含量遠(yuǎn)高于硫化氫含量，在加氫精制反應(yīng)流出物的注水洗氨過程，絕大部分氨和硫化氫均進入了加氫精制分冷高壓分離器酸性水中，加氫精制冷高壓分離器高分油中氨和硫化氫含量很少；如設(shè)置加氫精制熱高壓分離器，由于溫度高、大量氫氣存在，加氫精制熱高分油中氨和硫化氫含量也很少；②蒽油加氫精制過程的低沸點產(chǎn)品(常規(guī)氣體烴和汽油餾分)所占比例通常不大于20%、一般不大于15%，而且這些組分在與無定形或低分子篩含量的無定形加氫裂化催化劑接觸時，裂解性很差或基本不裂解；③蒽油加氫精制過程的常規(guī)沸點高于20(TC的烴組分，性質(zhì)差(密度大、十六烷值低、氮含量高)，經(jīng)過加氫裂化處理才能轉(zhuǎn)化為柴油組分，加氫裂化過程需要使用具有一定抗氮/抗氨能力的的無定形加氫裂化催化劑或低分子篩含量的無定形加氫裂化催化劑接觸。因此，本發(fā)明提出一種不設(shè)使用分餾塔的加氫精制生成油分離部分的兩段法蒽油氫化方法，該方法未見報道。[0015]對于具有上述三個特點的烴油，本發(fā)明都是適用的。因此，本發(fā)明的第一目的在于提供一種不設(shè)使用分餾塔的加氫精制生成油分離部分的兩段法蒽油氫化方法；本發(fā)明的第二目的在于提供一種不設(shè)使用分餾塔的加氫精制生成油分離部分的兩段法烴氫化方法。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明一種烴氫化方法，其特征在于包含以下步驟①在第一反應(yīng)部分，在氫氣和加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴完成加氫精制反應(yīng)，生成一個由氫氣、雜質(zhì)組份、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第一反應(yīng)流出物；②在第一冷高壓分離部分，注水后第一反應(yīng)流出物分離為一個主要由氫氣組成的第一冷高分氣，一個主要由常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一冷高分油，一個主要由水、溶解氨和溶解硫化氫組成的第一冷高分水；③至少一部分所述第一冷高分氣氣體返回第一反應(yīng)部分；④在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油分離為一個主要由氫氣、常規(guī)氣體烴組成的第一脫出氣，一個主要由常規(guī)液體烴組成的第一脫氣加氫生成油；⑤在第二反應(yīng)部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，至少一部分所述第一脫氣加氫生成油完成加氫裂化反應(yīng)，生成一個由氫氣、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第二反應(yīng)流出物；⑥在第二冷高壓分離部分，所述第二反應(yīng)流出物冷卻并分離為一個主要由氫氣組成的第二冷高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二冷高分油。本發(fā)明特征進一步在于第一原料烴為基于蒽油的烴。本發(fā)明特征進一步在于第一原料烴為蒽油。本發(fā)明操作條件為第一反應(yīng)部分操作條件為溫度為250480°C、壓力為6.030.OMPa、精制催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1;第一冷高分油脫氣部分操作條件為壓力為0.26.0MPa、溫度為30IO(TC;第二反應(yīng)部分操作條件為在溫度為300480°C、壓力為6.030.0MPa、裂化催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1。本發(fā)明較佳的操作條件為第一反應(yīng)部分操作條件為溫度為320415。C、壓力為10.025.OMPa、精制催化劑體積空速為0.22.0hr—/氫氣/原料油體積比為500:13000:l;第一冷高分油脫氣部分操作條件為壓力為O.44.0MPa、溫度為3070°C;第二反應(yīng)部分操作條件為330440。C、壓力為10.025.0MPa、裂化催化劑體積空速為O.42.0hr—^氫氣/原料油體積比為500:13000:1。第一反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)通常是加氫精制生成油的氮含量降低至1500PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?0%。第一反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)較佳者是加氫精制生成油的氮含量降低至800PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至300PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?0%。第一反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)最好是加氫精制生成油的氮含量降低至400PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至200PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?5%。第二反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)通常是加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低60°C以上。第二反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)較佳者是加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低IO(TC以上。第二反應(yīng)部分的生產(chǎn)目標(biāo)最好是加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低125"以上。為了降低第一反應(yīng)流出物熱量損失，本發(fā)明特征進一步在于第一反應(yīng)流出物進入第一熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣組成的第一熱高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一熱高分油。第一熱高分氣進入第一冷高壓分離部分，第一熱高分油進入第二反應(yīng)部分與加氫裂化催化劑接觸。第一熱高壓分離部分操作溫度通常為150380。C、一般為200280°C。為了降低第二反應(yīng)流出物熱量損失，本發(fā)明特征進一步在于第二反應(yīng)流出物進入第二熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣組成的第二熱高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二熱高分油。第二熱高分氣進入第二冷高壓分離部分。第二熱高壓分離部分操作溫度通常為15038(TC、一般為200280°C。本發(fā)明特征進一步在于分離第二反應(yīng)部分生成油得到窄餾分油品，至少一部分沸程最高的窄餾分油品，循環(huán)至加氫精制催化劑床層作第二原料烴使用。本發(fā)明特征進一步在于分離第二反應(yīng)部分生成油得到窄餾分油品，至少一部分沸程最高的窄餾分油品，循環(huán)至加氫裂化催化劑床層。本發(fā)明特征進一步在于第二冷高分油減壓后進入在壓力為0.44.OMPa、溫度為307(TC的條件下操作的第二冷低壓分離器并分離為第二冷低壓分離器氣體和第二冷低壓分離器液體；部分第二冷低壓分離器液體循環(huán)至第二冷高壓分離部分與第二反應(yīng)流出物中的氣體接觸。本發(fā)明特征進一步在于加氫精制反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。本發(fā)明特征進一步在于加氫精制中間反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。本發(fā)明特征進一步在于加氫裂化反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。本發(fā)明特征進一步在于加氫裂化中間反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。本發(fā)明特征進一步在于部分第一熱高分油進入第一反應(yīng)部分與加氫精制催化劑接觸。第一冷高分油脫氣部分的流程方式可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.OMPa(—般為0.44.OMPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體和第一冷低壓分離器烴液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。第一冷高分油脫氣部分的流程方式可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的一級第一冷低壓分離器并分離為一級第一冷低壓分離器氣體和一級第一冷低壓分離器烴液體；一級第一冷低壓分離器烴液體減壓后進入在壓力通常為0.25.5MPa(—般為0.43.5MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的二級第一冷低壓分離器并分離為二級第一冷低壓分離器氣體和二級第一冷低壓分離器烴液體。二級第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。一級第一冷低壓分離器氣體由于富含氫氣最終適于作氫回收原料氣；二級第一冷低壓分離器氣體氫氣含量低最終適于作燃料氣。第一冷高分油脫氣部分的流程方式可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的脫氣塔頂部，與自底部進入脫氣塔的氣提氣(比如新鮮氫氣或氮氣)逆流接觸脫出第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴。脫氣塔底油作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。氣提氣與第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴的分子比通常為6:io.5:i。第一脫出氣自脫氣塔頂部排出。第一冷高分油脫氣部分的流程方式可以是如下方式根據(jù)需要，第一冷高分油與氨水物流混合進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為307(TC)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。注氨水目的是降低第一脫氣加氫生成油中硫化氫第一冷高分油脫氣部分的流程方式可以是如下方式根據(jù)需要，第一冷高分油與水物流混合進入在壓力通常為0.26.OMPa(—般為0.44.OMPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為307(TC)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。注水目的是降低第一脫氣加氫生成油中氨含量。本發(fā)明特征進一步在于原料蒽油為脫水蒽油。具體實施方式以下詳細(xì)描述本發(fā)明。本發(fā)明所述壓力為絕對壓力。本發(fā)明所述的常規(guī)沸點指的是物質(zhì)在一個大氣壓力下的汽液平衡溫度。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o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，包括戊烷及其沸點更高的烴類。本發(fā)明所述的比重，除非特別說明，指的是常壓、15.6t:條件下液體密度與常壓、15.6t:條件下水密度的比值。9[0056]本發(fā)明所述的石腦油指的是常規(guī)沸點低于20(TC的常規(guī)液體烴。本發(fā)明所述的柴油組分指的是常規(guī)沸點為200375t:的烴類。本發(fā)明所述的雜質(zhì)組分指的是原料油中非烴組分的氫化物如水、氨、硫化氫等。本發(fā)明所述的組分的組成或濃度或含量或收率值，除非特別說明，均為重量基準(zhǔn)值。本發(fā)明所述的兩段法加氫，指的是原料轉(zhuǎn)化為最終產(chǎn)品的加氫處理過程包含兩個加氫反應(yīng)系統(tǒng)(第一加氫反應(yīng)系統(tǒng)和第二加氫反應(yīng)系統(tǒng))和配套的生成油分離部分(第一生成油分離部分和第二生成油分離部分)。兩個加氫反應(yīng)系統(tǒng)在原料油流程上形成總體串聯(lián)流程。本發(fā)明兩段法加氫過程第一生成油分離部分不使用分餾塔設(shè)備。本發(fā)明所述分餾塔，指的是利用組分在一定壓力下沸點的不同進行混合物分離的設(shè)備，塔的不同位置的操作溫度不同。本發(fā)明所述的加氫精制生成油，指的是第一反應(yīng)流出物中由初始原料(比如蒽油原料)轉(zhuǎn)化產(chǎn)生的常規(guī)液體烴。本發(fā)明所述的加氫裂化生成油，指的是第二反應(yīng)流出物中的常規(guī)液體烴。本發(fā)明所述第一原料烴，通常具有以下特點①第一原料烴加氫精制反應(yīng)流出物中氨含量遠(yuǎn)高于硫化氫含量，在加氫精制反應(yīng)流出物的注水洗氨過程，絕大部分氨和硫化氫均進入了加氫精制分冷高壓分離器酸性水中，加氫精制冷高壓分離器高分油中氨和硫化氫含量很少；如設(shè)置加氫精制熱高壓分離器，由于溫度高、大量氫氣存在，加氫精制熱高分油中氨和硫化氫含量也很少；②第一原料烴加氫精制過程的低沸點產(chǎn)品(常規(guī)氣體烴和汽油餾分)所占比例通常不大于20%、一般不大于15%，而且這些組分在與無定形或低分子篩含量的無定形加氫裂化催化劑接觸時，裂解性很差或基本不裂解；③第一原料烴加氫精制過程的常規(guī)沸點高于20(TC的烴組分，性質(zhì)差(密度大、十六烷值低、氮含量高)，經(jīng)過加氫裂化處理才能轉(zhuǎn)化為柴油組分，加氫裂化過程需要使用具有一定抗氮/抗氨能力的的無定形加氫裂化催化劑或低分子篩含量的無定形加氫裂化催化劑接觸。第一原料烴可以是基于蒽油的烴?；谳煊偷臒N可以是蒽油或蒽油餾分或蒽油加工(比如焦化、減粘等熱加工)所得餾分或它們的混合物。第一反應(yīng)部分，在加工第一原料烴的同時，可以加工第二原料烴。第二原料烴，可以是石油基烴或頁巖油基烴或煤焦油基烴，也可以是來自第一原料烴氫化過程的含烴物流比如加氫精制熱高分油或加氫裂化熱高分油或加氫裂化冷高分油或加氫裂化熱低分油或加氫裂化冷低分油或加氫裂化生成油分離所得窄餾分油(通常為沸點最高者)。以下結(jié)合蒽油氫化過程詳細(xì)描述本發(fā)明。按照本發(fā)明，一段完成蒽油原料(第一原料烴)的加氫精制反應(yīng)、加氫精制反應(yīng)流出物的冷高壓分離和加氫精制冷高分油脫氣，至少一部分所述第一脫氣加氫生成油作為二段的原料油使用；二段完加氫裂化反應(yīng)和加氫裂化生成油的分離，得到柴油餾分和二段其它產(chǎn)品。[0074]本發(fā)明所述作為第一原料烴的蒽油，可以是來自煤熱解或其它過程的蒽油產(chǎn)品。本發(fā)明所述煤焦油蒽油指的是輕質(zhì)蒽油(主要由30036(TC餾分組成)、重質(zhì)蒽油(主要由36050(TC餾分組成)及其混合油。由于原煤性質(zhì)和煉焦工藝條件均在一定范圍內(nèi)變化，高溫煤焦油的性質(zhì)也在一定范圍內(nèi)變化。高溫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，故高溫煤焦油蒽油的性質(zhì)也在一定范圍內(nèi)變化。蒽油的性質(zhì)，比重通常為1.021.25，常規(guī)沸點一般為21050(TC通常為300480°C，通常金屬含量為1080PPm、硫含量為0.40.8%、氮含量為0.61.4%、氧含量為0.41.8%，通常水含量為0.25.0%。表1一級蒽油和二級蒽油技術(shù)指標(biāo)(國家代號GB/8353-87)<table>tableseeoriginaldocumentpage11</column></row><table>[0077]在蒽油的加氫精制、特別是加氫裂化過程中，水是不利的組分，一方面，在蒽油進入加氫反應(yīng)器的加熱升溫過程中，水的存在會加劇蒽油中酸類對管道、設(shè)備等的腐蝕，腐蝕產(chǎn)生的鐵離子進入加氫精制反應(yīng)器，為保證預(yù)期的操作周期，必須使用更多的加氫脫鐵催化劑(保護劑)同時增加氫耗量；另一方面，原料水含量的增加將提高反應(yīng)過程水蒸汽分壓，對催化劑性能穩(wěn)定性和長周期運行不利。因此，在蒽油進入第一加氫反應(yīng)部分之前，通常進行脫水處理以盡可能地降低水含量，蒽油脫水的方法不受限制。蒽油脫水常用的方法是加熱升溫后減壓脫水先將蒽油在一定壓力下(比如壓力控制在0.51.OMPa)加熱至8020(TC最好是100160°C，然后進入在負(fù)壓(如壓力控制在O.0250.05MPa(絕對壓力))下操作的脫水器(閃蒸罐或脫水塔)，含油氣的水蒸汽排出脫水器頂部，經(jīng)冷凝冷卻后進入集液罐然后排出系統(tǒng)，集液罐與減壓抽真空系統(tǒng)相連。脫水蒽油從脫水器下部排出。工業(yè)蒽油通常還含有有害固體顆粒(比如直徑大于1020微米的固體顆粒)，為了防止有害固體顆粒損壞蒽油高壓輸送泵和沉積在反應(yīng)器內(nèi)的催化劑床層上，通常在蒽油脫水前、后的適當(dāng)溫度條件下進行蒽油過濾。本發(fā)明建議工業(yè)蒽油進入加氫反應(yīng)部分之前進行脫水及過濾處理。按照本發(fā)明，在第一反應(yīng)部分，在氫氣和加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴(蒽油)完成加氫精制反應(yīng)，生成一個由氫氣、雜質(zhì)組份、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第一反應(yīng)流出物；[0082]第一反應(yīng)部分的操作條件，通常為溫度為25048(TC、壓力為6.030.0MPa、精制催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1。第一反應(yīng)部分的操作條件，較佳者為溫度為320415t:、壓力為10.025.0MPa、精制催化劑體積空速為0.22.0hr—/氫氣/原料油體積比為500:l3000:i。第一反應(yīng)部分的操作條件最好為溫度為36040(TC、壓力為12.018.OMPa、精制催化劑體積空速為0.41.4hr—^氫氣/原料油體積比為800:11800:1。本發(fā)明所述的蒽油加氫精制過程一詞，指的是在氫氣和合適的催化劑存在條件下蒽油發(fā)生的耗氫的反應(yīng)過程，其最低的反應(yīng)深度應(yīng)具備最低限度的工業(yè)意義即為第二反應(yīng)部分提供合適的加氫裂化原料油，應(yīng)根據(jù)原料蒽油性質(zhì)和裂化催化劑對原料性質(zhì)的要求確定一般該過程將加氫精制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；一般該過程將加氫精制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；一般該過程對原料蒽油的殘?zhí)棵摮蚀笥?0%、通常大于90%、最好大于95%，以延緩第二反應(yīng)部分加氫裂化催化劑的結(jié)炭速度，延長第二反應(yīng)部分裂化催化劑的操作周期。所述的第一反應(yīng)部分，因蒽油原料性質(zhì)(金屬含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烴含量、餾程、比重)的不同和加氫精制深度(加氫脫金屬、加氫脫氧、加氫脫硫、加氫脫氮、加氫飽和、一定程度的加氫裂化)的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應(yīng)根據(jù)具體的蒽油加氫精制過程條件確定。所述第一反應(yīng)部分，使用的加氫精制催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯(lián)組合和混裝。加氫精制催化劑可以是石油煉制柴油和/或蠟油的加氫精制過程使用的加氫脫硫劑、加氫脫氮劑、加氫芳烴飽和劑等加氫精制催化劑及其組合。由于蒽油金屬含量通常較高，故在加氫精制催化劑前使用加氫保護劑(加氫脫金屬劑)。所述第一反應(yīng)部分，根據(jù)需要可以將任一種補充硫加入反應(yīng)部分，以保證反應(yīng)部分必須的最低硫化氫濃度，保證催化劑必須的硫化氫分壓不低于最低的必須值比如500PPm或1000PPm。所述的補充硫可以是含硫化氫或可以轉(zhuǎn)化為硫化氫的對蒽油氫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轉(zhuǎn)化為硫化氫的二硫化碳或二甲基二硫等。在第一冷高壓分離部分，注水后第一反應(yīng)流出物冷卻并分離為一個主要由氫氣組成的第一冷高分氣，一個主要由常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一冷高分油，一個主要由水、溶解氨和溶解硫化氫組成的第一冷高分水。在第一冷高壓分離部分，在第一反應(yīng)流出物進入冷高壓分離器之前，通常向反應(yīng)流出物注入洗滌水。所述第一反應(yīng)流出物通常先降低溫度(一般是與反應(yīng)部分原料換熱)至約220IO(TC，然后與加入的洗滌水混合形成注水后第一反應(yīng)流出物。洗滌水用于吸收第一反應(yīng)流出物中的氨及可能產(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第一反應(yīng)流出物中的硫化氫。所述第一冷高壓分離部分包含注水后第一反應(yīng)流出物的冷卻、分離步驟。在此，所述的注水后第一反應(yīng)流出物通常先降低溫度(通常使用空氣冷卻器和或水冷卻器)至約3070°C、最好3060°C，在此降溫過程中，注水后反應(yīng)流出物中水蒸汽逐漸冷凝為液相，吸收反應(yīng)產(chǎn)物中的氨并進一步吸收反應(yīng)產(chǎn)物中的硫化氫，形成高分水液體。最終所述注水后第一反應(yīng)流出物冷卻并在第一冷高壓分離器中分離為一個主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體，一個主要由常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的并溶解有硫化氫、氨的第一冷高分水液體。所述第一冷高分水液體，其中氨的含量一般為115%(w)，最好為38%(w)。所述洗滌水的注入量，應(yīng)根據(jù)下述原則確定一方面，洗滌水注入第一反應(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，以防止水全汽化；另一方面，洗滌水的直接目的是在第一冷高壓分離部分吸收第一反應(yīng)產(chǎn)物中的氨，防止第一冷高壓分離氣的氨濃度太高，在第一反應(yīng)系統(tǒng)積聚，降低催化劑活性，通常第一冷高壓分離氣的氨濃度越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm;再一方面，洗滌水的另一直接目的是吸收第一反應(yīng)產(chǎn)物中的氨和硫化氫，防止第一反應(yīng)流出物冷卻降溫過程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。所述的第一冷高壓分離部分，其分離器操作壓力為第一反應(yīng)部分壓力減去實際壓力降，第一冷高壓分離部分操作壓力與第一反應(yīng)部分壓力的差值，不宜過低或過高，一般為0.51.2MPa，最好為0.8MPa。所述的第一冷高分氣氣體，其氫氣濃度值，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80X(v)，最好不低于85X(v)。如前所述至少一部分、通常為85100%的所述第一冷高分氣氣體返回第一反應(yīng)部分形成循環(huán)氫氣，以提供第一反應(yīng)部分必須的氫氣量和氫濃度；為了提高裝置投資效率，必須保證第一循環(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第一冷高分氣氣體(以下簡稱第一冷高分氣排放氣)以排除反應(yīng)產(chǎn)生的甲烷、乙烷。對于第一冷高分氣排放氣，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現(xiàn)氫氣一非氫氣體組分分離，并將回收的氫氣用作新氫。第一新氫(第一原料氫氣)進入第一反應(yīng)部分以補充反應(yīng)過程消耗的氫氣，第一新氫氫濃度越高越好，一般不宜低于95%(v)，最好不低于99X(v)。本發(fā)明的目的在于為充分發(fā)揮第二反應(yīng)部分的裂化催化劑性能，在第一段對蒽油原料油進行裂化前的預(yù)處理，生成第二反應(yīng)部分的原料油。在第一反應(yīng)部分有效脫除蒽油中的金屬、氧、硫、氮、殘?zhí)?，使其中的至少一部分稠環(huán)芳烴飽和，使蒽油性質(zhì)得到大幅度改善，得到一個脫除水、脫除氨、最好也脫除硫化氫的第一冷高分油作為第二反應(yīng)部分的原料油。為了實施本發(fā)明，在第一反應(yīng)流出物的第一冷高壓分離部分之前，可以增設(shè)第一熱高壓分離部分，在該流程中，第一反應(yīng)流出物先進入操作溫度通常為15038(TC、最好為20028(TC的熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣組成的第一熱高分氣氣體、一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一熱高分油液體。第一熱高分氣氣體進入第一冷高壓分離部分；第一熱高分油作第二反應(yīng)部分原料油使用。如此，可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高壓分離部分油水分離。本發(fā)明第一冷高分油脫氣部分的操作目的是在不使用分餾塔的前提下，脫除第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴，降低進入第二反應(yīng)部分的第一脫氣加氫生成油(加氫精制脫氣生成油)中的常規(guī)氣體烴數(shù)量，利于提高循環(huán)氫氫濃度。13[0100]第一冷高分油脫氣部分的流程方式不受限制，可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體和第一冷低壓分離器烴液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。第一冷高分油脫氣部分的流程方式不受限制，可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的一級第一冷低壓分離器并分離為一級第一冷低壓分離器氣體和一級第一冷低壓分離器烴液體；一級第一冷低壓分離器烴液體進入在壓力通常為0.25.5MPa(—般為0.43.5MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的二級第一冷低壓分離器并分離為二級第一冷低壓分離器氣體和二級第一冷低壓分離器烴液體。二級第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。一級第一冷低壓分離器氣體由于富含氫氣最終適于作氫回收原料氣；二級第一冷低壓分離器氣體氫氣含量低最終適于作燃料氣。第一冷高分油脫氣部分的流程方式不受限制，可以是如下方式第一冷高分油進入在壓力通常為0.26.0MPa(—般為0.44.0MPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為307(TC)的條件下操作的脫氣塔頂部，與自底部進入脫氣塔的氣提氣(比如新鮮氫氣或氮氣)逆流接觸脫出第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴。脫氣塔底油作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。氣提氣與第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴的分子比通常為6:10.5:1。第一脫出氣自脫氣塔頂部排出。第一冷高分油脫氣部分的流程方式不受限制，可以是如下方式根據(jù)需要，第一冷高分油與氨水物流混合進入在壓力通常為0.26.OMPa(—般為0.44.OMPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。注氨水目的是降低第一脫氣加氫生成油中硫化氫含量。第一冷高分油脫氣部分的流程方式不受限制，可以是如下方式根據(jù)需要，第一冷高分油減壓后與水物流混合進入在壓力通常為0.26.OMPa(—般為0.44.OMPa)、溫度通常為30IO(TC(—般為3070°C)的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。注水目的是降低第一脫氣加氫生成油中氨含量。按照本發(fā)明，在第二反應(yīng)部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，至少一部分所述第一脫氣加氫生成油完成加氫裂化反應(yīng)，生成一個由氫氣、雜質(zhì)組份、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第二反應(yīng)流出物。第二反應(yīng)部分操作條件，通常為在溫度為30048(TC、壓力為6.030.0MPa、裂化催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1。第二反應(yīng)部分操作條件，較佳者為33044(TC、壓力為10.025.0MPa、裂化催化劑體積空速為O.42.0hr—^氫氣/原料油體積比為500:13000:1。第二反應(yīng)部分的操作條件最好為溫度為35040(TC、壓力為12.018.0MPa、裂化催化劑體積空速為0.81.6hr—/氫氣/原料油體積比為800:11800:1。所述第二反應(yīng)部分，因其原料(第一脫氣加氫生成油)性質(zhì)(氮含量、芳烴含量)的不同和預(yù)期的加氫裂化深度的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應(yīng)根據(jù)具體的過程條件確定。如上所述第二反應(yīng)部分，使用的加氫裂化催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯(lián)組合和混裝。加氫裂化催化劑可以是石油煉制柴油(包括劣質(zhì)柴油)和/或蠟油的加氫裂化過程使用的加氫裂化催化劑(包括緩和裂化催化劑)及其組合。可以選用不摻合分子篩的無定形加氫裂化催化劑或少量摻合分子篩的無定形加氫裂化催化劑，以盡可能增強對原料中有機氮化物的適應(yīng)能力，提高柴油組分產(chǎn)率。為了提高柴油收率，可能需要向第二反應(yīng)部分注氨。在第二反應(yīng)部分，根據(jù)需要，在加氫裂化催化劑床層前，可以設(shè)置加氫精制催化劑床層。在第二冷高壓分離部分，所述第二反應(yīng)流出物冷卻并分離為一個主要由氫氣組成的第二冷高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二冷高分油。所述的第二冷高壓分離部分，其分離器操作壓力為第二反應(yīng)部分壓力減去實際壓力降，第二冷高壓分離部分操作壓力與反應(yīng)部分壓力的差值，不宜過低或過高，一般為0.51.2MPa，最好為0.8MPa。第二冷高壓分離部分的操作溫度通常為307(TC、最好為3060°C。第二冷高分油液體在第二冷高分油液體分離部分分離出柴油餾分在此，所述的第二冷高分油通常首先降低壓力、通常壓力降至0.54.OMPa形成氣、液混相物流，然后經(jīng)過分離和或分餾的過程完成分離，通常分離為氣體、液化氣、石腦油餾分(或輕石腦油和重石腦油)、柴油餾分(或低凝點柴油和高凝點柴油)(或輕柴油和重柴油)及可能存在的更重餾分等產(chǎn)品。第二反應(yīng)流出物的注水洗氨步驟的原理和補充硫的原理，與第一反應(yīng)流出物的注水洗氨步驟和補充硫步驟相同。所述的第二冷高分氣氣體，其氫氣濃度值，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80X(v)，最好不低于85X(v)。如前所述至少一部分、通常為85100%的所述第二冷高分氣氣體返回第二反應(yīng)部分形成循環(huán)氫氣，以提供第二反應(yīng)部分必須的氫氣量和氫濃度；為了提高裝置投資效率，必須保證第二循環(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第二冷高分氣氣體(以下簡稱第二冷高分氣排放氣)以排除反應(yīng)產(chǎn)生的甲烷、乙烷。對于第二冷高分氣排放氣，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現(xiàn)氫氣_非氫氣體組分分離，并將回收的氫氣用作新氫。第二冷高分氣形成的循環(huán)氫和第一冷高分氣形成的循環(huán)氫氣，可以分別使用獨立的循環(huán)氫壓縮機，也可以共用循環(huán)氫壓縮機。第二新氫(原料氫氣)進入第二反應(yīng)部分以補充第二反應(yīng)過程消耗的氫氣，第二新氫氫濃度越高越好，一般不宜低于95%(v)，最好不低于99X(v)。為了實施本發(fā)明，可以設(shè)置第二熱高壓分離部分，在該流程中，第二反應(yīng)流出物先進入操作溫度通常為15038(TC、最好為200280°C的第二熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組組成的第二熱高分氣氣體，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二熱高分油液體。第二熱高分氣氣體進入第二冷高壓分離部分。第二熱高分油液體在第二熱高分油液體分離部分(包含分離和或分餾的過程)分離出柴油餾分。第二熱高分油液體分離部分與第二冷高分油液體分離部分，可以部分共用或全部共用。本發(fā)明典型的蒽油加氫裂化過程可以有效脫除蒽油中的金屬、氧、硫、氮，使其中至少一部分稠環(huán)化合物飽和、裂化，使油品性質(zhì)得到大幅度改善，石腦油餾分可以作為優(yōu)質(zhì)催化重整原料組分、柴油餾分可以作為優(yōu)質(zhì)柴油調(diào)和組分。本發(fā)明所述的第二反應(yīng)部分的加氫裂化反應(yīng)一詞，指的是在氫氣和合適的裂化催化劑存在條件下，第二反應(yīng)部分原料油發(fā)生的耗氫的裂化反應(yīng)過程，其最低的反應(yīng)深度應(yīng)具備最低限度的工業(yè)意義即生產(chǎn)預(yù)期性質(zhì)的柴油餾分，應(yīng)根據(jù)第二反應(yīng)部分原料油性質(zhì)、預(yù)期柴油餾分性質(zhì)和裂化催化劑性能確定一般加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比原料蒽油的95^餾出點溫度低6(TC以上、通常低10(TC以上、最好低125t:以上(比如使加氫裂化生成油的最重餾分常規(guī)沸點溫度低于365°C)，以期提高柴油餾分十六烷值、降低柴油餾分密度至預(yù)期目標(biāo)，同時兼顧液體收率、簡化分餾流程(最重餾分適合用做柴油組分，省去柴油組分與更重組分的分餾步驟)和大幅度降低過程能耗(因柴油組分為最大量產(chǎn)品，如存在柴油組分與更重組分的分餾步驟，則分餾能耗巨大)。第二生成油分離部分的流程方式不受限制，比如可以是如下方式第二冷高分油減壓后進入在壓力為0.44.OMPa、溫度為3070°C的條件下操作的第二冷低壓分離器并分離為第二冷低壓分離器氣體和第二冷低壓分離器液體；第二冷低壓分離器液體經(jīng)過換熱(通常回收第二生成油分離部分的重餾分產(chǎn)品和第二反應(yīng)流出物的熱能)及可能的加熱(通常使用加熱爐)后進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)?？赡艽嬖诘牡诙岣叻钟蜏p壓后進入在壓力為0.44.OMPa的條件下操作的第二熱低壓分離器并分離為第二熱低壓分離器氣體和第二熱低壓分離器液體；第二熱低壓分離器液體進入所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)。如果第二生成油分離部分的穩(wěn)定塔進料中石腦油餾分含量較少(比如少于15%)，該穩(wěn)定塔可以是采用塔底通蒸汽的汽提操作方案，穩(wěn)定塔系統(tǒng)包含塔頂回流系統(tǒng)，回流罐排出穩(wěn)定塔頂氣和粗石腦油，塔的操作壓力通常為0.151.OMPa、最好為0.250.8MPa;自穩(wěn)定塔底部排出的含水的重餾分進入在負(fù)壓(如壓力控制在0.0250.05MPa(絕對壓力))下操作的減壓脫水塔脫除水后成為重餾分。如果第二生成油分離部分的穩(wěn)定塔進料中石腦油餾分含量較多(比如多于15%)，該穩(wěn)定塔可以是采用設(shè)塔底重沸器(通常使用加熱爐)的操作方案，穩(wěn)定塔系統(tǒng)包含塔頂回流系統(tǒng)，回流罐排出穩(wěn)定塔頂氣和粗石腦油，塔的操作壓力通常為0.151.OMPa、最好為0.30.5MPa;自穩(wěn)定塔底部排出重餾分。如果穩(wěn)定塔進料中石腦油餾分含量較多(比如多于15%)，該穩(wěn)定塔還可以是采用設(shè)塔底重沸器(通常使用加熱爐)的操作方案，穩(wěn)定塔系統(tǒng)包含塔頂回流系統(tǒng)，回流罐排出穩(wěn)定塔頂氣和粗輕油(主要由液化氣組分和輕石腦油組分組成)，塔的操作壓力通常為1.02.OMPa、最好為1.21.8MPa。自穩(wěn)定塔底部排出主要由石腦油和重餾分組成的穩(wěn)定塔底油，通常進入分餾塔，分餾塔通常采用設(shè)塔底重沸器(通常使用加熱爐)或進料加熱爐的操作方案，分餾塔系統(tǒng)包含塔頂回流系統(tǒng)，塔的操作壓力通常為0.015160.8MPa(-0.0850.7MPa表壓)、最好為0.050.25MPa;自分餾塔底部排出主要由重餾分組成的分餾塔底油。根據(jù)需要，分餾塔可以設(shè)置一個或多個側(cè)線汽提塔，側(cè)線汽提塔可以采用水蒸汽汽提方式或設(shè)置重沸器或減壓蒸發(fā)方式操作。按照本發(fā)明，穩(wěn)定塔系統(tǒng)回流罐排出的粗輕油(主要由液化氣組分和輕石腦油組分組成)，可以被進一步分離為窄餾分產(chǎn)品如石腦油、液化氣等。按照本發(fā)明，加氫裂化高分油分離為窄餾分油品，部分或全部加氫裂化餾分產(chǎn)品(通常是沸程最高者)循環(huán)至加氫精制催化劑床層構(gòu)成部分或全部"精制裂化大循環(huán)流程"。按照本發(fā)明，加氫裂化高分油分離為窄餾分油品，部分或全部加氫裂化餾分產(chǎn)品(通常是沸程最高者)循環(huán)至加氫裂化催化劑床層構(gòu)成部分或全部"裂化小循環(huán)流程"。按照本發(fā)明，可以將部分第二低壓分離器液體加壓后循環(huán)至第二冷高壓分離部分增加第二冷高分油數(shù)量，增強第二冷高分油溶解第二冷高分氣中常規(guī)氣體烴能力，提高第二冷高分氣氫氣純度。按照本發(fā)明，可以使用CN101067095A的一種烴類氫化過程熱量回收方法，在加氫裂化生成油分離部分設(shè)置循環(huán)取熱油系統(tǒng)，回收加氫精制中間反應(yīng)流出物或加氫精制最終反應(yīng)流出物的熱能，或回收加氫裂化中間反應(yīng)流出物或加氫裂化最終反應(yīng)流出物的熱能，用于提供分餾塔塔底重沸熱或加熱冷物流，可節(jié)省燃料消耗，降低加熱爐規(guī)模。此時，反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分流、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。與已知蒽油加氫工藝相比，本發(fā)明的優(yōu)點在于①可以不設(shè)使用分餾塔的加氫精制高分油分離部分，流程大為簡化，可顯著降低工程投資，簡化操作，降低能耗；②加氫精制部分設(shè)置加氫精制熱高壓分離部分時，可顯著避免加氫精制反應(yīng)流出物熱能損失，降低能耗，同時可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高壓分離部分油水分離；③加氫裂化部分設(shè)置加氫裂化熱高壓分離部分時，可顯著避免加氫裂化反應(yīng)流出物熱能損失，降低能耗，可顯著降低運轉(zhuǎn)費用；④形成靈活的循環(huán)流程。實施例一公開號為CN101033409A的專利申請文件，其實施例改用本發(fā)明方法，第一冷高分油減壓后進入在壓力為1.2MPa、溫度通常為5(TC的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體和第一冷低壓分離器液體。第一冷低壓分離器液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。簡化了第一生成油分離部分，流程大為簡化，顯著降低了工程投資，簡化了操作，降低了能耗。實施例二與本發(fā)明實施例一相比，設(shè)置加氫精制熱高壓分離部分，加氫精制熱高分油進入加氫裂化催化劑床層，顯著避免了加氫精制反應(yīng)流出物熱能損失，降低了能耗，同時可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高壓分離部分油水分離。相當(dāng)于使用了CN101041783A的一種煤焦油氫化方法。17[0143]實施例三與本發(fā)明實施例一相比，設(shè)置加氫裂化熱高壓分離部分，加氫裂化熱高分油進入加氫裂化生成油分離部分，顯著避免了加氫裂化反應(yīng)流出物熱能損失，降低了能耗。實施例四在本發(fā)明實施例二基礎(chǔ)上，加氫裂化高分油分離為窄餾分油品如石腦油、輕柴油、重餾分(重柴油組分和可能的蠟油組分)，部分或全部加氫裂化重餾分產(chǎn)品循環(huán)至加氫精制催化劑床層構(gòu)成部分或全部"精制裂化大循環(huán)流程"。實施例五在本發(fā)明實施例二基礎(chǔ)上，加氫裂化高分油分離為窄餾分油品如石腦油、輕柴油、重餾分(重柴油組分和可能的蠟油組分)，部分或全部加氫裂化重餾分產(chǎn)品循環(huán)至加氫裂化催化劑床層構(gòu)成部分或全部"裂化小循環(huán)流程"。實施例六在本發(fā)明實施例二基礎(chǔ)上，將50%的第二冷低壓分離器液體加壓后循環(huán)至第二冷高壓分離部分增加第二冷高分油數(shù)量，增強第二冷高分油溶解第二冷高分氣中常規(guī)氣體烴能力，提高第二冷高分氣氫氣純度。實施例七在本發(fā)明實施例二基礎(chǔ)上，使用了CN101067095A的一種烴類氫化過程熱量回收方法，在加氫裂化生成油分離/分餾部分設(shè)置循環(huán)取熱油系統(tǒng)，回收加氫精制段中間反應(yīng)流出物或最終反應(yīng)流出物的熱能，用于提供分餾塔塔底重沸熱，可節(jié)省燃料消耗，降低分餾部分加熱爐規(guī)模。實施例八在本發(fā)明實施例二基礎(chǔ)上，使用了CN101067095A的一種烴類氫化過程熱量回收方法，在加氫裂化生成油分離/分餾部分設(shè)置循環(huán)取熱油系統(tǒng)，回收加氫裂化段中間反應(yīng)流出物或最終反應(yīng)流出物的熱能，用于提供分餾塔塔底重沸熱，可節(jié)省燃料消耗，降低分餾部分加熱爐規(guī)模。實施例九公開號為CN101033409A的專利申請文件，其實施例改用本發(fā)明方法，第一冷高分油減壓后進入在壓力為1.2MPa、溫度通常為5(TC的條件下操作的脫氣塔頂部，與自底部進入脫氣塔的氣提氣氫氣逆流接觸脫出第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴。脫氣塔底油作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。氣提氣與第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴的分子比為4:1，可以在6:io.5:i范圍內(nèi)調(diào)整操作。權(quán)利要求一種烴氫化方法，其特征在于包含以下步驟①在第一反應(yīng)部分，在氫氣和加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴完成加氫精制反應(yīng)，生成一個由氫氣、雜質(zhì)組份、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第一反應(yīng)流出物；②在第一冷高壓分離部分，注水后第一反應(yīng)流出物分離為一個主要由氫氣組成的第一冷高分氣，一個主要由常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一冷高分油，一個主要由水、溶解氨和溶解硫化氫組成的第一冷高分水；③至少一部分所述第一冷高分氣氣體返回第一反應(yīng)部分；④在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油分離為一個主要由氫氣、常規(guī)氣體烴組成的第一脫出氣，一個主要由常規(guī)液體烴組成的第一脫氣加氫生成油；⑤在第二反應(yīng)部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，至少一部分所述第一脫氣加氫生成油完成加氫裂化反應(yīng)，生成一個由氫氣、常規(guī)氣體烴、常規(guī)液體烴組成的第二反應(yīng)流出物；⑥在第二冷高壓分離部分，所述第二反應(yīng)流出物冷卻并分離為一個主要由氫氣組成的第二冷高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二冷高分油。2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于第一原料烴為基于蒽油的烴。3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于第一原料烴為蒽油。4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的方法，其特征在于第一反應(yīng)部分操作條件為溫度為25048(TC、壓力為6.030.0MPa、精制催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1;第一冷高分油脫氣部分操作條件為壓力為0.26.0MPa、溫度為30IO(TC;第二反應(yīng)部分操作條件為溫度為30048(TC、壓力為6.030.0MPa、裂化催化劑體積空速為0.0515hr—/氫氣/原料油體積比為400:14000:1。5.根據(jù)權(quán)利要求3所述的方法，其特征在于第一反應(yīng)部分操作條件為溫度為320415t:、壓力為10.025.0MPa、精制催化劑體積空速為0.22.0hr—/氫氣/原料油體積比為500:13000:1;第一冷高分油脫氣部分操作條件為壓力為0.44.0MPa、溫度為3070°C;第二反應(yīng)部分操作條件為33044(TC、壓力為10.025.0MPa、裂化催化劑體積空速為0.42.0hr—/氫氣/原料油體積比為500:13000:1。6.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于在第一反應(yīng)部分，加氫精制生成油的氮含量降低至1500PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?0%。7.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于在第一反應(yīng)部分，加氫精制生成油的氮含量降低至800PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至300PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?0%。8.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于在第一反應(yīng)部分，加氫精制生成油的氮含量降低至400PPm以下、加氫精制生成油的硫含量降低至200PPm以下、第一原料烴殘?zhí)棵摮蚀笥?5%。9.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低6(TC以上。10.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低IO(TC以上。11.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于加氫裂化生成油的95%餾出點溫度比第一原料烴的95%餾出點溫度低125t:以上。12.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于第一反應(yīng)流出物進入第一熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣組成的第一熱高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第一熱高分油。第一熱高分氣進入第一冷高壓分離部分，第一熱高分油進入第二反應(yīng)部分與加氫裂化催化劑接觸。13.根據(jù)權(quán)利要求12所述方法，其特征在于第一熱高壓分離部分操作溫度為1503S(TC。14.根據(jù)權(quán)利要求12所述方法，其特征在于第一熱高壓分離部分操作溫度為2002S(TC。15.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于第二反應(yīng)流出物進入第二熱高壓分離部分并分離為一個主要由氫氣組成的第二熱高分氣，一個主要由常規(guī)液體烴和溶解氫組成的第二熱高分油。第二熱高分氣進入第二冷高壓分離部分。16.根據(jù)權(quán)利要求15所述方法，其特征在于第二熱高壓分離部分操作溫度為1503S(TC。17.根據(jù)權(quán)利要求15所述方法，其特征在于第二熱高壓分離部分操作溫度為2002S(TC。18.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于分離第二反應(yīng)部分生成油得到窄餾分油品，至少一部分沸程最高的窄餾分油品，循環(huán)至加氫精制催化劑床層作第二原料烴使用。19.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于分離第二反應(yīng)部分生成油得到窄餾分油品，至少一部分沸程最高的窄餾分油品，循環(huán)至加氫裂化催化劑床層。20.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于第二冷高分油減壓后進入在壓力為0.44.0MPa、溫度為307(TC的條件下操作的第二冷低壓分離器并分離為第二冷低壓分離器氣體和第二冷低壓分離器液體；部分第二冷低壓分離器液體循環(huán)至第二冷高壓分離部分與第二反應(yīng)流出物中的氣體接觸。21.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于加氫精制反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。22.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于加氫精制中間反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。23.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于加氫裂化反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。24.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于加氫裂化中間反應(yīng)流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應(yīng)流出物和高溫取熱油；高溫取熱油進入分餾塔底部，與分餾塔內(nèi)液相物流混合后，再分離、放熱成為低溫取熱油循環(huán)使用。25.根據(jù)權(quán)利要求12所述方法，其特征在于部分第一熱高分油進入第一反應(yīng)部分與加氫精制催化劑接觸。26.根據(jù)權(quán)利要求13所述方法，其特征在于部分第一熱高分油進入第一反應(yīng)部分與加氫精制催化劑接觸。27.根據(jù)權(quán)利要求14所述方法，其特征在于部分第一熱高分油進入第一反應(yīng)部分與加氫精制催化劑接觸。28.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油進入在壓力為0.26.0MPa、溫度為30IO(TC的條件下操作的第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體和第一冷低壓分離器烴液體。第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。29.根據(jù)權(quán)利要求28所述的方法，其特征在于第一冷低壓分離器操作條件為壓力為0.44.0MPa、溫度為3070°C。30.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油進入在壓力為0.26.0MPa、溫度為30IO(TC的條件下操作的一級第一冷低壓分離器并分離為一級第一冷低壓分離器氣體和一級第一冷低壓分離器烴液體；一級第一冷低壓分離器烴液體進入在壓力為0.25.5MPa、溫度為307(TC的條件下操作的二級第一冷低壓分離器并分離為二級第一冷低壓分離器氣體和二級第一冷低壓分離器烴液體。二級第一冷低壓分離器烴液體作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。31.根據(jù)權(quán)利要求30所述的方法，其特征在于一級第一冷低壓分離器操作條件為壓力為0.44.0MPa、溫度為3070°C;二級第一冷低壓分離器操作條件為壓力為0.43.5MPa、溫度為3070°C。32.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油進入在壓力為0.26.0MPa、溫度為30IO(TC的條件下操作的脫氣塔頂部，與自底部進入脫氣塔的氣提氣逆流接觸脫出第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴。脫氣塔底油作為第一脫氣加氫生成油去第二反應(yīng)部分。氣提氣與第一冷高分油中溶解的常規(guī)氣體烴的分子比通常為6:10.5:1。第一脫出氣自脫氣塔頂部排出。33.根據(jù)權(quán)利要求32所述的方法，其特征在于脫氣塔操作條件為壓力為0.44.0MPa、溫度為3070°C。34.根據(jù)權(quán)利要求28所述的方法，其特征在于在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油與氨水物流混合進入第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。35.根據(jù)權(quán)利要求28所述的方法，其特征在于在第一冷高分油脫氣部分，第一冷高分油與水物流混合進入第一冷低壓分離器并分離為第一冷低壓分離器氣體、第一冷低壓分離器烴液體和第一冷低壓分離器水液體。36.根據(jù)權(quán)利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于原料蒽油為脫水蒽油。專利摘要本發(fā)明涉及一種烴氫化方法，采用兩段法串聯(lián)加氫工藝。原料烴加氫精制段所得第一脫氣加氫生成油進入加氫裂化段催化劑床層，分離加氫裂化段高分油得到加氫餾分產(chǎn)品。進一步地，加氫精制段設(shè)置熱高壓分離器，加氫精制熱高分油進入加氫裂化段催化劑床層。當(dāng)加氫裂化餾分油循環(huán)至加氫精制段催化劑床層和或加氫裂化段催化劑床層時，形成循環(huán)流程。本發(fā)明為蒽油氫化提供了一種流程簡單、投資省、能耗低、循環(huán)靈活的兩段法氫化方法。適合于新建裝置和現(xiàn)有裝置改造。文檔編號C10G67/02GKCN101717660SQ200910208465公開日2010年6月2日申請日期2009年11月1日發(fā)明者何巨堂申請人:何巨堂導(dǎo)出引文BiBTeX,EndNote,RefMan