一種高芳高氮烴的氫化方法

2023-10-29 05:08:57 1

專利名稱：：一種高芳高氮烴的氫化方法
技術領域：
：本發明涉及一種高芳高氮烴的氫化方法，特別地講本發明涉及一種包含高效後處理過程的煤焦油氫化方法，第一加氫精制反應流出物在第一熱高壓分離部分得到的脫除氨的第一熱高分油液體進入第二加氫精制反應部分進行高效加氫精制反應(比如芳烴加氫飽和反應、加氫脫氮反應等)。
背景技術：
：眾所周知，煤焦油中的芳烴含量通常可達5098%，煤焦油加氫改質生產柴油組分過程的一個重要目標是完成柴油組分的預期深度的芳烴飽和，達到預期的密度和十六烷值，由於工業上的煤焦油加氫裝置原料通常是寬餾分，另一個目的是完成深度脫氮生產氮含量足夠低的加氫石腦油或氮含量足夠低的適宜作加氫裂化原料的加氫蠟油。在煤焦油加氫精制進行芳烴飽和的過程中，煤焦油中的數量龐大的氧、硫、氮等雜原子轉化生成了大量的水、硫化氫、氨組分，基於目前主流的加氫精制催化劑技術，對於芳烴組分的發生於催化活性位的加氫飽和過程，其中氨、硫化氫組分由於競爭吸附具有強阻滯作用，氨比硫化氫對於芳烴加氫飽和的阻滯作用更強，水組分的存在對催化劑強度和穩定性存在不利作用。煤焦油加氫改質生產柴油組分的過程是一個以芳烴飽和為主的反應過程，與同沸程的石油餾分加氫改質過程相比，煤焦油由於氧、硫、氮等雜原子含量太高，反應過程存在大量的水、硫化氫、氨轉化物，催化劑的芳烴飽和性能被大幅度抑制，與低雜質含量的反應條件相比，其結果是①為了達到預期的芳烴飽和度，增加了催化劑用量，增加了催化劑和反應器投資；②為了達到預期的芳烴飽和度，相同催化劑用量條件下需要提高催化劑反應溫度，增加了附加氫耗(因偏離預期反應產生的氫耗)、降低了液體收率，加快了催化劑表面的結焦速度，縮短了操作周期；③同樣的催化劑用量降低了芳烴飽和度，使得加氫精制生成油中部分270365°C餾分的十六烷值過低和或密度偏大無法直接做柴油組分，不得不經過加氫裂化過程轉化為小分子，這樣大幅度增加了附加氫耗、降低了柴油組分收率；④同樣的催化劑用量降低了芳烴飽和度，使得加氫精制生成油中蠟油組分的芳烴含量過高，在這些蠟油組分經過加氫裂化過程轉化為輕質組分過程中，大幅度增加了附加氫耗、降低了柴油組分收率；⑤工業裝置加工的煤焦油通常是寬餾分煤焦油(包含低於180°C餾分、180365°C餾分、高於365°C餾分中的至少兩種)，反應過程通常在較高壓力條件下進行，反應過程表現為低沸點組分的氣_固反應和高沸點組分的液_固反應，如果能分別進行反應，利於設計或選擇最佳性能的催化劑。因此，對於具有前述煤焦油加氫轉化過程特點的烴油例如高芳高氮烴的氫化過程，將整體加氫精制反應過程分為兩個加氫精制反應部分，第一加氫精制反應流出物在第一熱高壓分離器分離為脫除氨的第一熱高分油和富含氨和或硫化氫的第一熱高分氣，第一熱高分油進入第二加氫精制反應部分在低氨條件下進行高效加氫精制(芳烴飽和)反應，可以取得提高催化劑效率、降低反應溫度、提高液體產品收率、延長操作周期、降低投資的效果。與本發明最接近的已知煤焦油加工方法見表1，這些方法的共同特點是液體串聯操作的兩個加氫反應部分的第二加氫反應部分使用加氫裂化催化劑。表1所述方法均為本發明人的專利申請。與本發明相同的技術方案未見報導，因此本發明技術方案是全新的。表1與本發明最接近的工藝方法序號I專利文件名稱申請號~~一種煤焦油加氫轉化方法200610071230.2一種烴氫化方法200910174845.1一種烴氫化方法200910208465.5~@一種高壓部分串聯的兩段法烴氫化方法201010127976.7因此，本發明的第一目的在於提出一種高芳高氮烴的氫化方法，第一加氫精制反應流出物在第一熱高壓分離部分得到的脫除氨的第一熱高分油液體進入第二加氫精制反應部分進行高效加氫精制反應；本發明的第二目的在於提出一種包含高效後處理過程的煤焦油氫化方法，
發明內容本發明一種高芳高氮烴的氫化方法，其特徵在於包含以下步驟①在第一加氫精制反應部分，在氫氣和第一加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴(高芳高氮烴)完成第一加氫精制反應，生成一個由氫氣、氨、常規氣體烴、常規液體烴組成的第一加氫精制反應流出物；②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物分離為一個在體積上主要由氫氣組成的含有氨組分的第一熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的含有溶解氫的第一熱高分油液體；③在第一冷高壓分離部分，來自第一熱高分氣的物流注水後分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體、一個主要由常規液體烴組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的含有氨組分的第一冷高分水液體，來自第一熱高分氣的物流包含第一熱高分氣中大部分氫氣組分；④在第二加氫精制反應部分，在氫氣和第二加氫精制催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分油完成第二加氫精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第二加氫精制反應流出物；⑤新氫進入加氫反應部分。為了簡化流程，來自第一熱高分氣的物流和來自第二加氫精制反應流出物的物流可以共用第一冷高壓分離部分，可以共用循環氫壓縮機組，此時，本發明特徵進一步在於⑥來自第二加氫精制反應流出物的物流與來自第一熱高分氣的物流混合後，進入第一冷高壓分離部分；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第一冷高分氣循環至加氫反應部分。可以將第一冷高分氣弓I入第二加氫精制反應部分形成氫氣串聯使用流程，以降低循環氫總量和降低循環氫壓縮能耗，此時，本發明特徵進一步在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入第二加氫精制反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第二冷高分氣循環至第一加氫精制反應部分。可以單獨分離來自第二加氫精制反應流出物的物流，第二加氫精制反應部分使用的氫氣來自第二冷高分氣和新氫，最大限度降低第二加氫精制反應過程的氨含量，提高反應效率，此時，本發明特徵進一步在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入加氫反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；至少一部分第二冷高分氣循環至加氫反應部分。為了進一步降低第一熱高分油中的氨含量，本發明特徵進一步在於②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物進入第一熱高壓分離器上部形成第一閃蒸氣體和第一閃蒸液體，氣提氫氣物流進入第一熱高壓分離器下部向上流動，與第一閃蒸液體逆流接觸解吸其中的氨等雜質組分，氣提氫氣、解吸氣體、第一閃蒸氣體組成第一熱高分氣氣體，脫除雜質組分的第一閃蒸液體形成第一熱高分油液體；為了進一步改善第一熱高分氣中的第一加氫生成油的性質，本發明特徵進一步在於⑦在第三加氫反應部分，在氫氣和第三加氫催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分氣完成第三加氫反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第三加氫反應流出物；第三加氫反應流出物作為來自第一熱高分氣的物流進入第一冷高壓分離部分。為了簡化流程，本發明特徵進一步在於第一熱高壓分離器和第一加氫反應部分最後一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行下流式第一加氫反應。為了簡化流程，本發明特徵進一步在於第一熱高壓分離器和第三加氫反應部分第一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行上流式第三加氫反應。本發明的第一原料烴可以是基於煤焦油的烴，比如為煤焦油或煤焦油組分或煤焦油加工(比如焦化、減粘等熱加工)所得餾分或它們的混合物。本發明的操作條件，比如應用於煤焦油加氫精制時，各步驟操作條件為第一加氫反應部分操作條件為溫度為180480°C、壓力為6.030.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.0515hr-\氫氣/原料油體積比為400140001；第一熱高壓分離部分操作溫度為150400°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為2080°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為280480°C、壓力為6.030.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.05Mhr-1、氫氣/原料油體積比為400140001。本發明的操作條件，比如應用於煤焦油加氫精制時，各步驟較佳的操作條件為第一加氫反應部分操作條件為溫度為200440°C、壓力為12.025.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001；第一熱高壓分離部分操作溫度為200380°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為3070°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為320440°C、壓力為12.025.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001。為了達到一定的加氫精制深度，本發明應用於煤焦油加氫精制生產柴油組分時，其特徵進一步在於第一加氫生成油的氮含量小於400PPm，第二加氫生成油的柴油全餾分的十六烷值高於28。為了改善第一加氫精制反應部分原料油性質，本發明特徵進一步在於部分第一熱高分油進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。為了改善第一加氫精制反應部分原料油性質，本發明特徵進一步在於在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到窄餾分油品，至少一部分所述窄餾分油品進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。為了減少第二加氫精制反應流出物熱損失，本發明特徵進一步在於第二加氫精制反應流出物進入第二熱高壓分離部分並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第二熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二熱高分油液體，第二熱高分氣作為來自第二加氫精制反應流出物的物流使用。第二熱高壓分離部分操作溫度一般為150400°C、較佳值為200380°C。當設置第二熱低壓分離部分時，本發明特徵進一步在於第二熱高分油液體進入第二熱低壓分離部分分離為一個第二熱低分氣氣體和一個第二熱低分油液體；第二熱低分油進入第一冷高分油的分離部分。為了回收反應熱，本發明特徵進一步在於加氫反應流出物加熱低溫取熱油得到高溫取熱油，高溫取熱油進入第一冷高分油的分離部分的分餾塔(T)底部，與分餾塔(T)內液相物流混合後，再分離、放熱成為低溫取熱油循環使用。為了最大限度生產輕餾分產品，同時簡化流程，本發明特徵進一步在於⑧在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到一個主要由蠟油組成的重油餾分；⑨至少一部分重油餾分進入第四加氫反應部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，完成加氫裂化反應，生成個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第四加氫反應流出物；⑩至少一部分第四加氫反應流出物最終進入第一冷高壓分離部分。為了改善第一反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在第一原料烴(高芳高氮烴)分餾部分，第一原料烴分離為第一原料烴輕餾分和第一原料烴重餾分；第一原料烴輕餾分進入第一加氫精制反應部分第一反應區與第一加氫精制反應部分第一反應區催化劑接觸，第一原料烴重餾分進入第一加氫精制反應部分第二反應區與第一加氫精制反應部分第二反應區催化劑接觸，第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物串聯通過第一加氫精制反應部分第二反應區，第一加氫精制反應部分第二反應區反應流出物作為第一加氫精制反應流出物。本發明特徵進一步在於第一原料烴分餾部分的蒸餾塔塔頂操作壓力(絕對壓力)低於0.06MPa。本發明特徵進一步在於當第一原料烴主要由60400°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於200°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於200°C的組分組成。本發明特徵進一步在於當第一原料烴主要由200500°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於320°C的組分組成。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點為200530°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點高於320530°C的組分組成。具體實施例方式以下詳細描述本發明。本發明所述的壓力，指的是絕對壓力。本發明所述的比重，除非特別說明，指的是常壓、15.6°C條件下液體密度與常壓、15.6°C條件下水密度的比值。本發明所述的組分的組成或濃度或含量值，除非特別說明均為重量基準值。本發明所述的常規沸點指的是物質在一個大氣壓力下的汽、液平衡溫度。本發明所述的雜質元素，包括氧、硫、氮、氯等非氫、碳元素。本發明所述的常規氣體烴指的是常規條件下呈氣態的烴類，包括甲烷、乙烷、丙焼、丁焼。本發明所述的常規液體烴指的是常規條件下呈液態的烴類，包括戊烷及其沸點更高的烴類。本發明所述煤焦油石腦油潛餾分指的是加氫轉化為適合於作石腦油餾分的煤焦油烴類，其常規沸點一般為60200°C、通常為60180°C。本發明所述煤焦油柴油潛餾分指的是加氫轉化為適合於作柴油餾分的煤焦油烴類，其常規沸點一般為160390°C、通常為180370°C。本發明所述煤焦油輕餾分指的是煤焦油石腦油潛餾分和或煤焦油柴油潛餾分，其常規沸點一般為60390°C、通常為60370°C。本發明所述煤焦油重餾分指的是常規沸點為370530°C、通常為390510°C的餾分。本發明所述煤焦油渣油餾分指的是常規沸點一般高於510°C、通常高於530°C的餾分。本發明所述含重餾分的煤焦油，其重餾分的含量，一般高於10%、通常高於30%、最好高於40%。本發明所述寬餾分煤焦油，至少含有煤焦油石腦油潛餾分、煤焦油柴油潛餾分和煤焦油重餾分3種中的2種，其常規沸點一般為60530°C。多數低溫煤焦油的適合於加氫的餾分的常規沸點範圍一般為100530°C。多數中溫煤焦油的適合於加氫的餾分的常規沸點範圍一般為100530°C。本發明所述加氫石腦油指的是適合於作清潔石腦油組分的加氫轉化餾分，其常規沸點一般為60190°C、通常為60180°C、特別地為60160°C。本發明所述加氫柴油指的是適合於作清潔柴油組分的加氫轉化餾分，其常規沸點一般為160370°C、通常為180360°C、特別地為160320°C。本發明所述加氫蠟油，指的是常規沸點一般為320530°C、通常為320510°C、特別地為370500°C的加氫轉化餾分。本發明所述第一原料烴為高芳高氮烴，其芳烴含量一般大於40%、通常大於60%、特別地大於80%，氮含量一般大於0.1%、通常大於0.2%、特別地大於0.6%。本發明所述第一原料烴煤焦油，指的是適合於加氫改質的來自煤熱解或煤造氣或其它過程的煤焦油，通常是來自煤焦油的比煤浙青組分輕的餾分。因此，可以是煤造氣的副產物(低溫煤焦油)的餾分(由常規沸點溫度低於450°C餾分組成)、也可以是煤煉焦煤熱解過程(包括低溫煉焦、中溫煉焦、高溫煉焦過程)的副產物煤焦油或煤焦油餾分，其常規沸點溫度通常低於530°C，本發明所述煤焦油還可以是上述煤焦油的混合油。由於萘價格高(約7000元/噸)，對於高溫煤焦油餾分，進入加氫改質裝置之前，通常已將其中的萘分離回收。對於酚含量高的中溫煤焦油餾分或低溫煤焦油餾分，進入加氫改質裝置之前，可以採用CN101037616A公開的由本發明人提出的方法提取酚。由於原煤性質和煉焦或造氣工藝條件均在一定範圍內變化，煤焦油的性質也在一定範圍內變化。本發明所述煤焦油的性質比重通常為0.891.25，常規沸點一般為60530°C通常為120510°C，通常金屬含量為580PPm、硫含量為0.10.4%、氮含量為0.11.6%。本發明所述煤焦油，有時無機水含量為0.25.0%，有時有機氧含量為2.511%、特別地為3.510%、更特別地為510%。按照本發明，所述第一原料煤焦油進行加氫之前，通常經過脫水和過濾除固體顆粒的過程。本發明第一原料烴可以是任一種合適的烴油，可以不是基於煤焦油的烴類，可以是基於石油的烴類，也可以是基於頁巖油的烴類，當然也可以是任一種合適的基於煤焦油的烴類比如是煤焦油或煤焦油餾分或煤焦油加工(比如焦化、減粘等熱加工)所得餾分或它們的混合物。煤焦油，有時含有不適合於加氫改質的煤焦油浙青質或重膠質，此時在初始煤焦油的分離部分，還會得到主要由沸點高於煤焦油重餾分的組分組成的煤焦油渣油產品。本發明所述煤焦油分離部分，通常其全部原料至少含有煤焦油柴油潛餾分，還可能含有煤焦油渣油組分。本發明所述煤焦油分離部分，其產品至少有2個。本發明所述煤焦油分離部分，通常採用減壓蒸餾分離方式操作，其減壓蒸餾塔塔頂操作壓力一般低於0.06MPa、通常低於0.04MPa。本發明所述第一原料烴加氫改質過程，指的是第一原料烴發生耗氫的加氫反應的改善油品質量的過程，其過程可以包含加氫精制過程和加氫裂化過程。本發明所述加氫精制過程，指的是以脫金屬、脫殘碳、脫雜質元素、芳烴飽和為主要目標的加氫過程。本發明所述加氫裂化過程，指的是以實現分子裂化為主要目標的加氫過程。本發明所述來自第一熱高分氣的物流，指的是來自第一熱高分氣的包含第一熱高分氣中大部分氫氣組分的物流，它可以是第一熱高分氣或第一熱高分氣通過第三加氫反應部分得到的第三加氫反應流出物或它們的注水後物流。本發明所述來自第二加氫精制反應流出物的物流，指的是來自第二加氫精制反應流出物的包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分的物流，它可以是第二加氫精制反應流出物或第二加氫精制反應流出物通過第二熱高壓分離部分得到的第二熱高分氣或它們的注水後物流。本發明所述氣提氫氣物流，指的是第一熱高壓分離部分使用的用於解吸第一閃蒸液體中雜質組分的主要由氫氣組成的氣相物流，它可以來自循環氫或新氫，也可以是來自循環氫和新氫的混合物流。本發明所述加氫反應流出物，指的是本發明工藝中任一加氫反應部分的中間反應流出物或最終反應流出物，它可以是第一加氫精制反應流出物或第一加氫精制中間反應流出物或第二加氫精制反應流出物或第二加氫精制中間反應流出物等。本發明所述第一加氫生成油，指的是包含於第一加氫精制反應流出物中的加氫生成油。本發明所述第二加氫生成油，指的是包含於第二加氫精制反應流出物中的加氫生成油。本發明所述第一原料烴加氫生成油，指的是第一原料烴完成全部加氫反應後得到的加氫生成油。本發明所述上流式加氫反應，指的是反應原料由下向上流經催化劑床層進行預期加氫反應。本發明所述下流式加氫反應，指的是反應原料由上向下流經催化劑床層進行預期加氫反應。在第一冷高壓分離部分，來自第一熱高分氣的物流冷卻、分離為第一冷高分氣氣體、第一冷高分油液體和第一冷高分水液體，通常需要向來自第一熱高分氣的物流注入衝洗水以洗滌氨等組分，當然，如果第一原料烴氧含量足夠高使得來自第一熱高分氣的物流含有足夠多的水不需要外部衝洗水時，可以不加入外部衝洗水，這種情況是少見的。以下詳細描述本發明。本發明一種高芳高氮烴的氫化方法，其特徵在於包含以下步驟①在第一加氫精制反應部分，在氫氣和第一加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴(高芳高氮烴)完成第一加氫精制反應，生成一個由氫氣、氨、常規氣體烴、常規液體烴組成的第一加氫精制反應流出物；②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物分離為一個在體積上主要由氫氣組成的含有氨組分的第一熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的含有溶解氫的第一熱高分油液體；③在第一冷高壓分離部分，來自第一熱高分氣的物流注水後分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體、一個主要由常規液體烴組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的含有氨組分的第一冷高分水液體，來自第一熱高分氣的物流包含第一熱高分氣中大部分氫氣組分；④在第二加氫精制反應部分，在氫氣和第二加氫精制催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分油完成第二加氫精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第二加氫精制反應流出物；⑤新氫進入加氫反應部分。為了簡化流程，來自第一熱高分氣的物流和來自第二加氫精制反應流出物的物流可以共用第一冷高壓分離部分，可以共用循環氫壓縮機組，此時，本發明特徵進一步在於⑥來自第二加氫精制反應流出物的物流與來自第一熱高分氣的物流混合後，進入第一冷高壓分離部分；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第一冷高分氣循環至加氫反應部分。可以將第一冷高分氣弓|入第二加氫精制反應部分形成氫氣串聯使用流程，以降低循環氫總量和降低循環氫壓縮能耗，此時，本發明特徵進一步在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入第二加氫精制反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第二冷高分氣循環至第一加氫精制反應部分。可以單獨分離來自第二加氫精制反應流出物的物流，第二加氫精制反應部分使用的氫氣來自第二冷高分氣和新氫，最大限度降低第二加氫精制反應過程的氨含量，提高反應效率，此時，本發明特徵進一步在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入加氫反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；至少一部分第二冷高分氣循環至加氫反應部分。為了進一步降低第一熱高分油中的氨含量，本發明特徵進一步在於②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物進入第一熱高壓分離器上部形成第一閃蒸氣體和第一閃蒸液體，氣提氫氣物流進入第一熱高壓分離器下部向上流動，與第一閃蒸液體逆流接觸解吸其中的氨等雜質組分，氣提氫氣、解吸氣體、第一閃蒸氣體組成第一熱高分氣氣體，脫除雜質組分的第一閃蒸液體形成第一熱高分油液體；為了進一步改善第一熱高分氣中的第一加氫生成油的性質，本發明特徵進一步在於⑦在第三加氫反應部分，在氫氣和第三加氫催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分氣完成第三加氫反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第三加氫反應流出物；第三加氫反應流出物作為來自第一熱高分氣的物流進入第一冷高壓分離部分。為了簡化流程，本發明特徵進一步在於第一熱高壓分離器和第一加氫反應部分最後一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行下流式第一加氫反應。為了簡化流程，本發明特徵進一步在於第一熱高壓分離器和第三加氫反應部分第一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行上流式第三加氫反應。本發明的第一原料烴可以是基於煤焦油的烴，比如為煤焦油或煤焦油組分或煤焦油加工(比如焦化、減粘等熱加工)所得餾分或它們的混合物。本發明的操作條件，比如應用於煤焦油加氫精制時，各步驟操作條件為第一加氫反應部分操作條件為溫度為180480°C、壓力為6.030.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.0515hr_\氫氣/原料油體積比為400140001；第一熱高壓分離部分操作溫度為150400°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為2080°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為280480°C、壓力為6.030.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.0515hr-\氫氣/原料油體積比為400140001。本發明的操作條件，比如應用於煤焦油加氫精制時，各步驟較佳的操作條件為第一加氫反應部分操作條件為溫度為200440°C、壓力為12.025.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001；第一熱高壓分離部分操作溫度為200380°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為3070°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為320440°C、壓力為12.025.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001。為了達到一定的加氫精制深度，本發明應用於煤焦油加氫精制生產柴油組分時，其特徵進一步在於第一加氫生成油的氮含量小於400PPm，第二加氫生成油的柴油全餾分的十六烷值高於28。為了改善第一加氫精制反應部分原料油性質，本發明特徵進一步在於部分第一熱高分油進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。為了改善第一加氫精制反應部分原料油性質，本發明特徵進一步在於在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到窄餾分油品，至少一部分所述窄餾分油品進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。為了減少第二加氫精制反應流出物熱損失，本發明特徵進一步在於第二加氫精制反應流出物進入第二熱高壓分離部分並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第二熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二熱高分油液體，第二熱高分氣作為來自第二加氫精制反應流出物的物流使用。第二熱高壓分離部分操作溫度一般為150400°C、較佳值為200380°C。當設置第二熱低壓分離部分時，本發明特徵進一步在於第二熱高分油液體進入第二熱低壓分離部分分離為一個第二熱低分氣氣體和一個第二熱低分油液體；第二熱低分油進入第一冷高分油的分離部分。為了回收反應熱，本發明特徵進一步在於加氫反應流出物加熱低溫取熱油得到高溫取熱油，高溫取熱油進入第一冷高分油的分離部分的分餾塔(T)底部，與分餾塔(T)內液相物流混合後，再分離、放熱成為低溫取熱油循環使用。為了最大限度生產輕餾分產品，同時簡化流程，本發明特徵進一步在於⑧在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到一個主要由蠟油組成的重油餾分；⑨至少一部分重油餾分進入第四加氫反應部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，完成加氫裂化反應，生成個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第四加氫反應流出物；⑩至少一部分第四加氫反應流出物最終進入第一冷高壓分離部分。為了改善第一反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在第一原料烴(高芳高氮烴)分餾部分，第一原料烴分離為第一原料烴輕餾分和第一原料烴重餾分；第一原料烴輕餾分進入第一加氫精制反應部分第一反應區與第一加氫精制反應部分第一反應區催化劑接觸，第一原料烴重餾分進入第一加氫精制反應部分第二反應區與第一加氫精制反應部分第二反應區催化劑接觸，第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物串聯通過第一加氫精制反應部分第二反應區，第一加氫精制反應部分第二反應區反應流出物作為第一加氫精制反應流出物。本發明特徵進一步在於第一原料烴分餾部分的蒸餾塔塔頂操作壓力(絕對壓力)低於0.06MPa。本發明特徵進一步在於當第一原料烴主要由60400°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於200°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於200°C的組分組成。本發明特徵進一步在於當第一原料烴主要由200500°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於320°C的組分組成。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點為200530°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點高於320530°C的組分組成。本發明特別適合於煤焦油製取柴油或柴油組分的過程。本發明適宜的烴氫化過程具備的特點是第一原料烴為高芳高氮烴，第一熱高分油與第一加氫精制生成油的重量比值通常大於0.4，第一原料烴加氫生成油中的柴油餾分的十六烷值通常高於28、最好高於35；同時，加氫石腦油氮含量通常低於3PPm、最好低於lPPm。以下結合第一原料烴煤焦油加氫精制過程詳細描述本發明。在第一原料烴煤焦油的加氫過程中，水是不利的組分，一方面，在第一原料烴煤焦油進入第一加氫精制反應部分加氫反應器前的加熱升溫過程中，水的存在會加劇第一原料烴煤焦油中酸類對管道、設備等的腐蝕，腐蝕產生的鐵等金屬離子進入了加氫精制反應器，為保證預期的操作周期，必須使用更多的加氫脫金屬催化劑(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過程水蒸汽分壓，對催化劑性能穩定性和長周期運行不利。因此，在第一原料烴煤焦油進入第一加氫精制反應部分之前，通常進行脫水處理以儘可能地降低水含量，脫水的方法不受限制。第一原料烴煤焦油脫水常用的方法是加熱升溫後減壓脫水先將第一原料烴煤焦油在一定壓力下(比如壓力控制在0.51.OMPa)加熱至80200°C最好是100160°C，然後進入在負壓(如壓力控制在0.0250.05MPa(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，經冷凝冷卻後進入集液罐然後排出系統，集液罐與減壓抽真空系統相連。脫水後的第一原料烴煤焦油從脫水器下部排出。第一原料烴煤焦油通常還含有有害固體顆粒(比如直徑大於1020微米的固體顆粒)，為了防止有害固體顆粒損壞高壓輸送泵和沉積在第一加氫精制反應部分的催化劑床層上部，通常在第一原料烴煤焦油脫水前、後的適當溫度條件下進行第一原料烴煤焦油過濾ο本發明建議工業裝置上第一原料烴煤焦油進入第一加氫精制反應部分之前進行脫水及過濾處理。本發明所述的第一原料烴煤焦油第一加氫精制反應過程一詞，指的是在氫氣和合適的第一加氫精制催化劑存在條件下第一原料烴煤焦油發生的加氫精制反應過程，其最低的反應深度應具備最低限度的工業意義即為第二加氫精制反應部分提供合適的原料油，應根據第一原料烴煤焦油性質和第二加氫精制催化劑性質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400PPm以下、通常降低至200PPm以下，最好降低至IOOPPm以下；一般該過程對原料煤焦油的殘炭脫除率大於50%、通常大於70%、最好大於85%，以延緩第二加氫精制催化劑的結炭速度、延長操作周期。所述的進行第一原料烴煤焦油第一加氫精制反應過程的第一加氫精制反應部分，因第一原料烴煤焦油原料性質(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、一定程度的加氫精制性「裂化」)的不同，其操作條件的變化範圍很寬，應根據具體的第一原料烴煤焦油加氫精制過程條件確定。所述的第一加氫精制催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯組合或混裝。第一加氫精制催化劑可以是石油煉製柴油和/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。由於煤焦油金屬含量通常較高，故通常在加氫精制反應過程(通常位於反應過程的前部)使用加氫保護劑(加氫脫金屬劑)。所述的第一加氫精制反應部分，根據需要可以將任一種補充硫加入該反應部分，以保證必須的最低硫化氫濃度，保證反應過程的催化劑必須的硫化氫分壓不低於最低的必須值比如500PPm或lOOOPPm。所述的補充硫可以是含硫化氫或可以轉化為硫化氫的對煤焦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，或與高溫氫氣接觸後轉化為硫化氫的二硫化碳或二甲基二硫等。按照本發明，第一加氫精制反應流出物先進入第一熱高壓分離部分並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的含氨的第一熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的含溶解氫的第一熱高分油液體。來自第一熱高分氣的物流進入第一冷高壓分離部分；第一熱高分油作為第二加氫精制反應部分原料油使用。如此，可大幅度降低第一熱高分油中氨含量，顯著改善第二加氫反應部分反應條件。在第一冷高壓分離部分，來自第一熱高分氣的物流冷卻並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體、一個主要由常規液體烴組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的含氨的第一冷高分水液體。本段文字以第一熱高分氣為例說明第一冷高壓分離部分。在第一冷高壓分離部分，在第一冷高壓分離器之前，通常向第一熱高分氣中注入洗滌水。所述第一熱高分氣通常先降低溫度(一般是與反應部分原料換熱)至約220IOO0C(該溫度應高於第一熱高分氣中硫氫化氨結晶溫度)，然後與加入的洗滌水混合形成注水後第一熱高分氣。洗滌水用於吸收第一熱高分氣氣體中的氨及可能產生的其它雜質如氯化氫等，而吸收氨後的水溶液必然吸收第一熱高分氣中的硫化氫。所述第一冷高壓分離部分包含注水後第一熱高分氣的冷卻、分離步驟，所述的注水後第一熱高分氣通常先降低溫度(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，注水後第一熱高分氣中水蒸汽逐漸冷凝為液相，吸收第一熱高分氣中的氨並進一步吸收第一熱高分氣中的硫化氫，形成高分水液體。最終所述注水後第一熱高分氣冷卻並在第一冷高壓分離器中分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體、一個主要由常規液體烴組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的含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)。洗滌水注入量的確定原則是，一方面，洗滌水注入第一熱高分氣後分為汽相水和液相水，液相水量必須大於零，最好為洗滌水總量的30%或更多，以防止水全汽化；另一方面，注入洗滌水的直接目的是在第一冷高壓分離部分吸收第一熱高分氣中的氨，防止第一冷高分氣的氨濃度太高，在反應系統積聚，降低催化劑活性，通常第一冷高分氣的氨濃度越低越好，一般不大於200PPm，最好不大於50PPm；再一方面，洗滌水的另一直接目的是同時吸收第一熱高分氣中的氨和硫化氫，防止第一熱高分氣冷卻降溫過程形成硫氫化氨或多硫氨結晶堵塞換熱器通道，增加系統壓力降。所述的第一冷高壓分離部分，其分離器操作壓力為第一加氫反應部分壓力減去實際壓力降，第一冷高壓分離器壓力與第一加氫反應部分壓力的差值，不宜過低或過高，一般為0.51.2MPa,最好為0.50.SMPa0所述的第一冷高分氣氣體，其氫氣濃度值，不宜過低(導致裝置操作壓力上升)，一般應不低於70%(ν)，宜不低於80%(ν),最好不低於85%(ν)。按照本發明，如前所述至少一部分、通常為85100%的所述第一冷高分氣氣體進入加氫反應過程使用。為了提高裝置投資效率，必須保證第一冷高分氣氫濃度不低於前述的低限值，為此，根據具體的原料性質、反應條件、產品分布，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)以排除反應產生的甲烷、乙烷。對於第一冷高分氣排放氣，可以採用常規的膜分離工藝或變壓吸附工藝或油洗工藝實現氫氣一非氫氣體組分分離，並將回收的氫氣用作新氫。本發明應用於煤焦油加氫精制過程時，為充分發揮第二加氫精制反應部分的芳烴飽和催化劑性能，在第一加氫精制反應部分對第一原料烴煤焦油完成預處理，第一熱高分油作為第二加氫精制反應部分的原料油使用。在第一加氫精制反應部分有效脫除第一原料烴煤焦油中的金屬、氧、硫、氮、殘炭，使其中的至少一部分稠環芳烴飽和，使第一原料烴煤焦油性質得到大幅度改善，得到一個脫除水、脫除氨的第一熱高分油作為第二加氫精制反應部分的原料油。按照本發明，在第二加氫精制反應部分，在氫氣和第二加氫精制催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分油完成第二加氫精制反應，生成一個由氫氣、雜質組份、常規氣體烴、常規液體烴組成的第二加氫精制反應流出物。所述第二加氫精制反應部分，因其原料(第一熱高分油等)性質(氮含量、芳烴含量)的不同和預期的第二加氫精制深度的不同，其操作條件的變化範圍很寬，應根據具體的過程條件確定。第二加氫精制反應部分，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組合和混裝，以儘可能提高對原料中芳烴的飽和能力，改善柴油組分性質，提高柴油組分產率。按照本發明，可以設置第二熱高壓分離部分，在該流程中，第二加氫精制反應流出物先進入第二熱高壓分離部分並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第二熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的含溶解氫的第二熱高分油液體，第二熱高分氣進入第一冷高壓分離部分。第二熱高分油在第二熱高分油分離部分(包含分離和或分餾的過程)分離出柴油餾分。第二熱高分油分離部分與第一冷高分油分離部分，可以部分共用或全部共用。新氫進入加氫反應部分，可以全部進入任一個加氫反應部分。本發明典型的加氫改質過程可以有效脫除第一原料烴煤焦油中的金屬、氧、硫、氮，使其中大部分稠環化合物飽和，使油品性質得到大幅度改善，原料加氫最終產物石腦油餾分可以作為優質催化重整原料組分，原料加氫最終產物柴油餾分可以作為優質柴油調和組分，原料加氫最終產物蠟油餾分芳烴含量較低。本發明應用於第一原料烴煤焦油加氫精制過程時，第一原料烴加氫生成油的分離部分的流程方式不受限制。本發明第一原料烴加氫生成油，在第一原料烴加氫生成油分離部分，分離為兩個或多個窄餾分油品，部分最重窄餾分油品(通常是沸程最高者)循環至第一加氫反應部分與第一加氫精制催化劑接觸構成「循環流程」。按照本發明，可以採用CN101067095A公開的由本發明人提出的一種烴類氫化過程熱量回收方法，在第一原料烴加氫生成油分離部分設置循環取熱油系統，回收加氫反應流出物的熱能，可用於第一原料烴加氫生成油分離部分以提供分餾塔(T)塔底重沸熱或加熱冷物流，可降低加熱爐負荷取得降低加熱爐投資和降低燃料耗量的效果，同時降低冷氫用量(降低循環氫系統規模)取得降低高壓氫循環系統投資和降低循環氫熱損失的效果。此時，加氫反應流出物與低溫取熱油換熱，形成低溫反應流出物和高溫取熱油；高溫取熱油可以進入分餾塔(T)底部，與分餾塔(T)內液相物流混合後，再分流、放熱成為低溫取熱油循環使用。本發明第一原料烴煤焦油進入第一加氫精制反應部分之前，可以經過第一原料烴分離部分分離為第一原料烴輕餾分和第一原料烴重餾分，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點較低的組分(比如常規沸點低於200°C或320°C的組分)組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點較高的組分(比如常規沸點高於200°C或320°C的組分)組成。第一原料烴分離部分，通常採用減壓蒸餾的分離方式操作，其減壓蒸餾塔塔頂操作壓力(絕對壓力)一般低於0.06MPa、通常低於0.04MPa。第一原料烴輕餾分與第一原料烴重餾分相比，分子平均碳數較少，膠質含量較少，起始反應溫度較低，適宜的催化劑性質差別較大，本發明將第一原料烴輕餾分引入第一加氫精制反應部分第一反應區與第一加氫精制反應部分第一反應區催化劑接觸，將第一原料烴重餾分引入第一加氫精制反應部分第二反應區與第一加氫精制反應部分第二反應區催化劑接觸，第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物串聯通過第一加氫精制反應部分第二反應區，改善第一加氫精制反應部分第二反應區原料油性質和反應條件，第一加氫精制反應部分第二反應區反應流出物作為第一加氫精制反應流出物使用。當將芳香度低的氫含量高的烴油例如來自煤焦油加氫生成油的烴組分引入第一加氫精制反應部分第一反應區時，第一原料烴煤焦油的第一加氫精制反應總體過程的原料油性質被顯著改善了，有利於延長操作周期。為了改善第一加氫精制反應部分原料油性質、延緩結焦速度、延長操作周期，本發明應用於第一原料烴煤焦油加氫轉化時，可以加工第二原料烴。第二原料烴可以是任一種合適的烴，第二原料烴可以是來自第一原料烴氫化過程產生的含烴物流比如第一熱高分油或第一冷高分油或第一冷高分油分離所得油品或第二熱高分油或第二冷高分油或第二熱低分油或第二冷低分油或第二加氫生成油分離所得窄餾分油(通常為沸點最高者)，此時本發明存在烴油循環流程。使用合適的第二原料烴，通過改善第一加氫精制反應部分總體原料的性質，可以改善第一加氫反應部分的操作條件。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件(比如降低操作壓力、延長操作周期、降低氫耗、提高液體收率、實現不同餾分分類加工)，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，通常所述作為第一原料烴的煤焦油輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。為了提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件(比如降低停工飛溫風險、力口工廉價劣質原料、實現不同餾分分類加工)，本發明特徵進一步在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，作為第一原料烴的煤焦油重餾分通常主要由常規沸點為200530°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分，作為第一原料烴的煤焦油重餾分最好主要由常規沸點高於320530°C的組分組成。與已知的第一原料烴煤焦油加氫工藝相比，本發明的主要優點在於①降低第二加氫反應過程氨和或硫化氫含量，可以顯著提高芳烴飽和速度和轉化率，為了達到相同的芳烴飽和度，可以減少催化劑用量，降低反應系統投資；②在相同催化劑用量條件下，可以顯著降低催化劑反應溫度，降低附加氫耗、提高液體收率，延長操作周期；③在相同催化劑用量條件下，可以顯著提高芳烴飽和度，使得加氫精制生成油中更多的270365°C餾分的直接做柴油組分，不需要經過加氫裂化過程轉化為小分子，這樣可以大幅度降低附加氫耗、提高柴油組分收率；④在相同催化劑用量條件下，可以顯著提高芳烴飽和度，使得加氫精制生成油中蠟油組分的芳烴含量更低，在這些蠟油組分經過加氫裂化過程轉化為輕質組分過程中的停留時間或裂化深度可以顯著降低，可顯著降低附加氫耗、提高柴油組分收率；⑤工業裝置加工的煤焦油通常是寬餾分煤焦油(包含低於180°C餾分、180365°C餾分、高於365°C餾分中的至少兩種)，反應過程通常在較高壓力條件下進行，反應過程表現為低沸點組分的氣_固反應和高沸點組分的液_固反應，第一熱高分氣和第一熱高分油分別進行反應，利於設計或選擇最佳性能的催化劑。⑥形成靈活的循環流程；⑦設置第一原料烴分離部分，將第一原料烴分離為第一原料烴輕餾分和第一原料烴重餾分並分別引入第一第一反應區和第一第二反應區，第一第一反應區反應流出物進入第一第二反應區，可改善第一反應部分的操作條件，利於延長操作周期；⑧對不同餾分分類加工，可以提高反應過程穩定性或優化反應部分操作條件；⑨針對具體的第一原料烴、第一原料烴加氫生成油性質和過程操作條件，選擇最適宜的「第一熱高分氣和第二加氫精制反應流出物回收方案」。實施例一中溫煤焦油(第一原料烴)升溫至80°C後完成過濾、進一步升溫後完成減壓蒸餾分離(同時完成脫水)，設分餾塔進料加熱爐，分餾塔塔頂壓力為0.03MPa,分餾塔下段為水蒸汽汽提段，分餾塔上段為精餾段，全部煤焦油分離為塔頂回流罐排出的塔頂油(常規沸點低於250°C)、第一塔中段抽出油、第二塔中段抽出油(常規沸點330520°C)和塔底排出的煤焦油渣油(佔原料煤焦油的約12%)。塔頂油和第一塔中段抽出油混合作為第一原料烴輕餾分，第二塔中段抽出油作為第一原料烴重餾分。在第一加氫精制反應部分第一原料烴輕餾分完成第一加氫精制反應部分第一反應區加氫反應轉化為第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物；在第一加氫精制反應部分第二反應區，第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物和第一原料烴重餾分完成脫金屬、脫殘炭反應等第一加氫精制反應轉化為第一加氫精制反應部分第二反應區反應流出物(即第一加氫精制反應流出物)；採用本發明方法，在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物分離為第一熱高分氣和第一熱高分油；在第一冷高壓分離部分，第一熱高分氣注水後分離為第一冷高分氣氣體、第一冷高分油液體和第一冷高分水液體；在第二加氫精制反應部分，在氫氣和第二加氫精制催化劑存在條件下，全部第一熱高分油完成第二加氫精制反應(深度芳烴飽和)，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第二加氫精制反應流出物；第二加氫精制反應流出物與第一熱高分氣混合後，進入第一冷高壓分離部分；第一冷高分氣循環至加氫反應部分，新氫進入加氫反應部分。在第一冷高分油分離部分，得到加氫精制石腦油、加氫精制柴油、加氫精制重油。全部加氫精制重油在第四加氫反應部分(加氫裂化反應部分)轉化為加氫裂化反應流出物，加氫裂化反應流出物與第一熱高分氣混合後，進入第一冷高壓分離部分；加氫精制循環氫和加氫裂化循環氫共用循環氫壓縮機。煤焦油及其餾分性質見表2和表3，操作條件和產品性質見表4。第一原料烴的第一加氫精制反應部分，使用脫金屬劑、加氫脫氧劑和加氫精制劑；第一熱高分油的第二加氫精制反應部分，使用具有芳烴飽和能力和脫氮能力的加氫精制催化劑(不同於第一加氫精制反應部分加氫精制催化劑)。第一加氫精制反應部分與第二加氫精制反應部分，選用了各自合適的反應溫度，降低了氫耗、增加液體產品收率，同時保證了加氫石腦油餾分的氮含量(平均值)低於3PPm、加氫柴油餾分的十六烷值(平均值)高於30的目標。由於第一原料烴在儲罐中共存時存在一定的分層現象，本發明採用先分餾、後分類加氫處理、中間原料分別儲存的方法穩定了加氫反應進料的性質，可穩定反應操作。實施例實現了本發明的優點。表2煤焦油組分收率tableseeoriginaldocumentpage21表3煤焦油餾分性質tableseeoriginaldocumentpage21tableseeoriginaldocumentpage22表4操作條件和產品性質表tableseeoriginaldocumentpage23tableseeoriginaldocumentpage24實施例二與實施例一相比，本實施例將30%第一熱高分油引入到第一加氫精制反應部分，以延長第一加氫精制反應部分操作周期。實施例三與實施例一相比，本實施例第一原料烴輕餾分加工量減少50%、第一原料烴重餾分加工量增加量與第一原料輕餾分加工量減少量相同，工藝過程配置需要調整，其中一項內容是設置第三加氫反應部分對第一熱高分氣進行加氫精制(脫氮及芳烴飽和)。第一熱高壓分離器和第三加氫反應部分第一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行上流式第三加氫反應。實施例四在實施例三的前提下，本實施例使用循環氫進入第一熱高分器作為氣提氫氣物流，降低第一熱高分油中氨含量。實施例五與實施例一相比，本實施例將塔頂油和第一塔中段抽出油混合作為第一原料烴使用，同時調整工藝過程配置和操作條件，裝置操作周期可以延長50%以上。實施例六與實施例一相比，本實施例將第二塔中段抽出油作為第一原料烴使用，同時調整工藝過程配置和操作條件，形成劣質料加工裝置，降低了原料價格。儘管本文僅列舉六個實施例，但足以表明本發明的效果。權利要求一種高芳高氮烴的氫化方法，其特徵在於包含以下步驟①在第一加氫精制反應部分，在氫氣和第一加氫精制催化劑存在條件下，第一原料烴(高芳高氮烴)完成第一加氫精制反應，生成一個由氫氣、氨、常規氣體烴、常規液體烴組成的第一加氫精制反應流出物；②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物分離為一個在體積上主要由氫氣組成的含有氨組分的第一熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的含有溶解氫的第一熱高分油液體；③在第一冷高壓分離部分，來自第一熱高分氣的物流注水後分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第一冷高分氣氣體、一個主要由常規液體烴組成的第一冷高分油液體和一個主要由水組成的含有氨組分的第一冷高分水液體，來自第一熱高分氣的物流包含第一熱高分氣中大部分氫氣組分；④在第二加氫精制反應部分，在氫氣和第二加氫精制催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分油完成第二加氫精制反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第二加氫精制反應流出物；⑤新氫進入加氫反應部分。2.根據權利要求1所述的方法，其特徵在於⑥來自第二加氫精制反應流出物的物流與來自第一熱高分氣的物流混合後，進入第一冷高壓分離部分；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第一冷高分氣循環至加氫反應部分。3.根據權利要求1所述的方法，其特徵在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入第二加氫精制反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；來自第二加氫精制反應流出物的物流包含第二加氫精制反應流出物中大部分氫氣組分；至少一部分第二冷高分氣循環至第一加氫精制反應部分。4.根據權利要求1所述的方法，其特徵在於⑥至少一部分第一冷高分氣進入加氫反應部分；在第二冷高壓分離部分，分離來自第二加氫精制反應流出物的物流得到一個在體積上主要由氫氣組成的第二冷高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二冷高分油液體；至少一部分第二冷高分氣循環至加氫反應部分。5.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於②在第一熱高壓分離部分，第一加氫精制反應流出物進入第一熱高壓分離器上部形成第一閃蒸氣體和第一閃蒸液體，氣提氫氣物流進入第一熱高壓分離器下部向上流動，與第一閃蒸液體逆流接觸解吸其中的氨等雜質組分，氣提氫氣、解吸氣體、第一閃蒸氣體組成第一熱高分氣氣體，脫除雜質組分的第閃蒸液體形成第一熱高分油液體；6.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於⑦在第三加氫反應部分，在氫氣和第三加氫催化劑存在條件下，至少一部分第一熱高分氣完成第三加氫反應，生成一個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第三加氫反應流出物；第三加氫反應流出物作為來自第一熱高分氣的物流進入第一冷高壓分離部分。7.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於第一熱高壓分離器和第一加氫反應部分最後一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行下流式第一加氫反應。8.根據權利要求5所述的方法，其特徵在於第一熱高壓分離器和第一加氫反應部分最後一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行下流式第一加氫反應。9.根據權利要求6所述的方法，其特徵在於第一熱高壓分離器和第三加氫反應部分第一臺反應器構成組合設備，在該組合設備的下部完成第一熱高壓分離過程，在該組合設備的上部進行上流式第三加氫反應。10.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於①第一原料烴為基於煤焦油的烴。11.根據權利要求10所述的方法，其特徵在於①第一原料烴為煤焦油。12.根據權利要求10所述的方法，其特徵在於①第一原料烴為煤焦油餾分。13.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於第一加氫反應部分操作條件為溫度為180480°C、壓力為6.030.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.05Mhr—1、氫氣/原料油體積比為400140001；第一熱高壓分離部分操作溫度為150400°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為2080°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為280480°C、壓力為6.030.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.05Mhr—1、氫氣/原料油體積比為400140001。14.根據權利要求13所述的方法，其特徵在於第一加氫反應部分操作條件為溫度為200440°C、壓力為12.025.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001；第一熱高壓分離部分操作溫度為200380°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為3070°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為320440°C、壓力為12.025.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001。15.根據權利要求10所述的方法，其特徵在於第一加氫反應部分操作條件為溫度為180480°C、壓力為6.030.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.05Mhr—1、氫氣/原料油體積比為400140001；第一熱高壓分離部分操作溫度為150400°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為2080°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為280480°C、壓力為6.030.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.05Mhr—1、氫氣/原料油體積比為400140001。16.根據權利要求15所述的方法，其特徵在於第一加氫反應部分操作條件為溫度為200440°C、壓力為12.025.OMPa、第一加氫精制催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001；第一熱高壓分離部分操作溫度為200380°C；第一冷高壓分離部分操作溫度為3070°C；第二加氫反應部分操作條件為溫度為320440°C、壓力為12.025.OMPa、第二加氫裂化催化劑體積空速為0.152.Ohr—1、氫氣/原料油體積比為500130001。17.根據權利要求10所述的方法，其特徵在於第一加氫生成油的氮含量小於400PPm，第二加氫生成油的柴油全餾分的十六烷值高於28。18.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於部分第一熱高分油進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。19.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到窄餾分油品，至少一部分所述窄餾分油品進入第一加氫精制反應部分與第一加氫精制催化劑接觸。20.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於第二加氫精制反應流出物進入第二熱高壓分離部分並分離為一個在體積上主要由氫氣組成的第二熱高分氣氣體和一個主要由常規液體烴組成的第二熱高分油液體，第二熱高分氣作為來自第二加氫精制反應流出物的物流使用。21.根據權利要求20所述方法，其特徵在於第二熱高壓分離部分操作溫度為150400°C。22.根據權利要求20所述方法，其特徵在於第二熱高壓分離部分操作溫度為200380°C。23.根據權利要求20所述方法，其特徵在於第二熱高分油液體進入第二熱低壓分離部分分離為一個第二熱低分氣氣體和一個第二熱低分油液體；第二熱低分油進入第一冷高分油的分離部分。24.根據權利要求10所述方法，其特徵在於加氫反應流出物加熱低溫取熱油得到高溫取熱油，高溫取熱油進入第一冷高分油的分離部分的分餾塔(T)底部，與分餾塔(T)內液相物流混合後，再分離、放熱成為低溫取熱油循環使用。25.根據權利要求1或2或3或4所述的方法，其特徵在於⑧在第一原料烴加氫生成油分離部分，得到一個主要由蠟油組成的重油餾分；⑨至少一部分重油餾分進入第四加氫反應部分，在氫氣和加氫裂化催化劑存在條件下，完成加氫裂化反應，生成個由氫氣、常規氣體烴、常規液體烴組成的第四加氫反應流出物；⑩至少一部分第四加氫反應流出物最終進入第一冷高壓分離部分。26.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在第一原料烴(高芳高氮烴)分餾部分，第一原料烴分離為第一原料烴輕餾分和第一原料烴重餾分；第一原料烴輕餾分進入第一加氫精制反應部分第一反應區與第一加氫精制反應部分第一反應區催化劑接觸，第一原料烴重餾分進入第一加氫精制反應部分第二反應區與第一加氫精制反應部分第二反應區催化劑接觸，第一加氫精制反應部分第一反應區反應流出物串聯通過第一加氫精制反應部分第二反應區，第一加氫精制反應部分第二反應區反應流出物作為第一加氫精制反應流出物。27.根據權利要求26所述方法，其特徵在於第一原料烴分餾部分的蒸餾塔塔頂操作壓力(絕對壓力)低於0.06MPa。28.根據權利要求26所述方法，其特徵在於當第一原料烴主要由60400°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於200°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於200°C的組分組成。29.根據權利要求26所述方法，其特徵在於當第一原料烴主要由200500°C餾分組成時，第一原料烴輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成，第一原料烴重餾分主要由常規沸點高於320°C的組分組成。30.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。31.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油輕餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油輕餾分主要由常規沸點低於320°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。32.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分。33.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點為200530°C的組分組成且包含煤焦油柴油潛餾分。34.根據權利要求1或2或3或4所述方法，其特徵在於在煤焦油分餾部分，分離煤焦油得到煤焦油輕餾分、煤焦油重餾分和可能存在的煤渣油；煤焦油重餾分作為第一原料烴進入第一加氫精制反應部分，煤焦油重餾分主要由常規沸點高於320530°C的組分組成。全文摘要本發明涉及一種高芳高氮烴的氫化方法，第一原料烴(高芳高氮烴)通過第一加氫精制反應部分得到的第一加氫精制反應流出物在第一熱高壓分離部分分離為脫氨的第一熱高分油和富含氨的第一熱高分氣，第一熱高分油進入第二加氫精制反應部分在低氨條件下進行高效加氫精制反應(比如芳烴飽和)，具有提高催化劑效率、降低生成油芳烴含量、降低反應器投資、提高液體收率等顯著效果，特別適合於大規模的煤焦油加氫精制過程，也適用於現有煤焦油加氫裝置的改造。文檔編號C10G67/02GK101831317SQ20101017727公開日2010年9月15日申請日期2010年5月8日優先權日2010年5月8日發明者何巨堂申請人:何巨堂