CN101717660A

CN101717660A - 一种烃氢化方法

Info

Publication number: CN101717660A
Application number: CN200910208465A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 2009-11-01
Filing date: 2009-11-01
Publication date: 2010-06-02

Abstract

本发明涉及一种烃氢化方法，采用两段法串联加氢工艺。原料烃加氢精制段所得第一脱气加氢生成油进入加氢裂化段催化剂床层，分离加氢裂化段高分油得到加氢馏分产品。进一步地，加氢精制段设置热高压分离器，加氢精制热高分油进入加氢裂化段催化剂床层。当加氢裂化馏分油循环至加氢精制段催化剂床层和或加氢裂化段催化剂床层时，形成循环流程。本发明为蒽油氢化提供了一种流程简单、投资省、能耗低、循环灵活的两段法氢化方法。适合于新建装置和现有装置改造。

Description

一种烃氢化方法

技术领域

本发明涉及一种烃氢化方法；特别地讲本发明涉及一种高氮、高芳烃油比如蒽油的两段法氢化方法；更特别地讲本发明涉及一种蒽油两段法“加氢精制+加氢裂化”生产柴油组分的方法。

背景技术

本发明人的以下在先专利申请文件涉及到蒽油氢化概念：

序号专利文件名称申请号公开号

①一种蒽油加氢裂化方法 200810149874.8 CN101024780A

②一种蒽油氢化方法 200810171313.8 CN101033409A

③一种煤焦油氢化方法 200610071230.2 CN101041783A

CN101024780A公开了一种蒽油加氢裂化方法，采用加氢精制-加氢裂化一段串联流程，由于蒽油加氢精制反应流出物中的碱性氨进入了加氢裂化催化剂床层，极大地抑制了裂化催化剂裂化性能。

CN101033409A公开了一种蒽油加氢裂化方法，采用两段法串联加氢工艺，蒽油加氢精制生成油经分离得到脱除氨、硫化氢、低沸点烃的主要由常规沸点大于200℃的重馏分组成的第一重馏分，第一重馏分进入加氢裂化催化剂床层，由于使用加氢精制生成油分离部分，流程复杂，投资高。

CN101041783A公开了一种可用于蒽油氢化过程的煤焦油氢化方法，煤焦油原料在第一反应部分转化为第一反应流出物，第一反应流出物在第一热高压分离部分分离得到第一热高分油；第一热高分油在第二反应部分转化为第二反应流出物。由于使用第一冷高分油分离部分，流程复杂，投资高。

蒽油氢化过程存在如下特点：

①加氢精制反应流出物中氨含量远高于硫化氢含量，在加氢精制反应流出物的注水洗氨过程，绝大部分氨和硫化氢均进入了加氢精制分冷高压分离器酸性水中，加氢精制冷高压分离器高分油中氨和硫化氢含量很少；如设置加氢精制热高压分离器，由于温度高、大量氢气存在，加氢精制热高分油中氨和硫化氢含量也很少；

②蒽油加氢精制过程的低沸点产品(常规气体烃和汽油馏分)所占比例通常不大于20％、一般不大于15％，而且这些组分在与无定形或低分子筛含量的无定形加氢裂化催化剂接触时，裂解性很差或基本不裂解；

③蒽油加氢精制过程的常规沸点高于200℃的烃组分，性质差(密度大、十六烷值低、氮含量高)，经过加氢裂化处理才能转化为柴油组分，加氢裂化过程需要使用具有一定抗氮/抗氨能力的的无定形加氢裂化催化剂或低分子筛含量的无定形加氢裂化催化剂接触。

因此，本发明提出一种不设使用分馏塔的加氢精制生成油分离部分的两段法蒽油氢化方法，该方法未见报道。

对于具有上述三个特点的烃油，本发明都是适用的。

因此，本发明的第一目的在于提供一种不设使用分馏塔的加氢精制生成油分离部分的两段法蒽油氢化方法；本发明的第二目的在于提供一种不设使用分馏塔的加氢精制生成油分离部分的两段法烃氢化方法。

发明内容

本发明一种烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

①在第一反应部分，在氢气和加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃完成加氢精制反应，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反应流出物；

②在第一冷高压分离部分，注水后第一反应流出物分离为：一个主要由氢气组成的第一冷高分气，一个主要由常规气体烃、常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油，一个主要由水、溶解氨和溶解硫化氢组成的第一冷高分水；

③至少一部分所述第一冷高分气气体返回第一反应部分；

④在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油分离为：一个主要由氢气、常规气体烃组成的第一脱出气，一个主要由常规液体烃组成的第一脱气加氢生成油；

⑤在第二反应部分，在氢气和加氢裂化催化剂存在条件下，至少一部分所述第一脱气加氢生成油完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物；

⑥在第二冷高压分离部分，所述第二反应流出物冷却并分离为：一个主要由氢气组成的第二冷高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二冷高分油。

本发明特征进一步在于：第一原料烃为基于蒽油的烃。

本发明特征进一步在于：第一原料烃为蒽油。

本发明操作条件为：第一反应部分操作条件为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；第一冷高分油脱气部分操作条件为：压力为0.2～6.0MPa、温度为30～100℃；第二反应部分操作条件为：在温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

本发明较佳的操作条件为：第一反应部分操作条件为：温度为320～415℃、压力为10.0～25.0MPa、精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；第一冷高分油脱气部分操作条件为：压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃；第二反应部分操作条件为：330～440℃、压力为10.0～25.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.4～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。

第一反应部分的生产目标通常是：加氢精制生成油的氮含量降低至1500PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于70％。

第一反应部分的生产目标较佳者是：加氢精制生成油的氮含量降低至800PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至300PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于90％。

第一反应部分的生产目标最好是：加氢精制生成油的氮含量降低至400PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至200PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于95％。

第二反应部分的生产目标通常是：加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低60℃以上。

第二反应部分的生产目标较佳者是：加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低100℃以上。

第二反应部分的生产目标最好是：加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低125℃以上。

为了降低第一反应流出物热量损失，本发明特征进一步在于：第一反应流出物进入第一热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气组成的第一热高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油。第一热高分气进入第一冷高压分离部分，第一热高分油进入第二反应部分与加氢裂化催化剂接触。第一热高压分离部分操作温度通常为150～380℃、一般为200～280℃。

为了降低第二反应流出物热量损失，本发明特征进一步在于：第二反应流出物进入第二热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气组成的第二热高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二热高分油。第二热高分气进入第二冷高压分离部分。第二热高压分离部分操作温度通常为150～380℃、一般为200～280℃。

本发明特征进一步在于：分离第二反应部分生成油得到窄馏分油品，至少一部分沸程最高的窄馏分油品，循环至加氢精制催化剂床层作第二原料烃使用。

本发明特征进一步在于：分离第二反应部分生成油得到窄馏分油品，至少一部分沸程最高的窄馏分油品，循环至加氢裂化催化剂床层。

本发明特征进一步在于：第二冷高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃的条件下操作的第二冷低压分离器并分离为第二冷低压分离器气体和第二冷低压分离器液体；部分第二冷低压分离器液体循环至第二冷高压分离部分与第二反应流出物中的气体接触。

本发明特征进一步在于：加氢精制反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

本发明特征进一步在于：加氢精制中间反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

本发明特征进一步在于：加氢裂化反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

本发明特征进一步在于：加氢裂化中间反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

本发明特征进一步在于：部分第一热高分油进入第一反应部分与加氢精制催化剂接触。

第一冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体和第一冷低压分离器烃液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。

第一冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的一级第一冷低压分离器并分离为一级第一冷低压分离器气体和一级第一冷低压分离器烃液体；一级第一冷低压分离器烃液体减压后进入在压力通常为0.2～5.5MPa(一般为0.4～3.5MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的二级第一冷低压分离器并分离为二级第一冷低压分离器气体和二级第一冷低压分离器烃液体。二级第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。一级第一冷低压分离器气体由于富含氢气最终适于作氢回收原料气；二级第一冷低压分离器气体氢气含量低最终适于作燃料气。

第一冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的脱气塔顶部，与自底部进入脱气塔的气提气(比如新鲜氢气或氮气)逆流接触脱出第一冷高分油中溶解的常规气体烃。脱气塔底油作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。气提气与第一冷高分油中溶解的常规气体烃的分子比通常为6∶1～0.5∶1。第一脱出气自脱气塔顶部排出。

第一冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：根据需要，第一冷高分油与氨水物流混合进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。注氨水目的是降低第一脱气加氢生成油中硫化氢含量。

第一冷高分油脱气部分的流程方式可以是如下方式：根据需要，第一冷高分油与水物流混合进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。注水目的是降低第一脱气加氢生成油中氨含量。

本发明特征进一步在于：原料蒽油为脱水蒽油。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述压力为绝对压力。

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。

本发明所述的常规气体烃指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。

本发明所述的常规液体烃指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。

本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。

本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。

本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为200～375℃的烃类。

本发明所述的杂质组分指的是原料油中非烃组分的氢化物如水、氨、硫化氢等。

本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。

本发明所述的两段法加氢，指的是原料转化为最终产品的加氢处理过程包含两个加氢反应***(第一加氢反应***和第二加氢反应***)和配套的生成油分离部分(第一生成油分离部分和第二生成油分离部分)。两个加氢反应***在原料油流程上形成总体串联流程。本发明两段法加氢过程第一生成油分离部分不使用分馏塔设备。

本发明所述分馏塔，指的是利用组分在一定压力下沸点的不同进行混合物分离的设备，塔的不同位置的操作温度不同。

本发明所述的加氢精制生成油，指的是第一反应流出物中由初始原料(比如蒽油原料)转化产生的常规液体烃。

本发明所述的加氢裂化生成油，指的是第二反应流出物中的常规液体烃。

本发明所述第一原料烃，通常具有以下特点：

①第一原料烃加氢精制反应流出物中氨含量远高于硫化氢含量，在加氢精制反应流出物的注水洗氨过程，绝大部分氨和硫化氢均进入了加氢精制分冷高压分离器酸性水中，加氢精制冷高压分离器高分油中氨和硫化氢含量很少；如设置加氢精制热高压分离器，由于温度高、大量氢气存在，加氢精制热高分油中氨和硫化氢含量也很少；

②第一原料烃加氢精制过程的低沸点产品(常规气体烃和汽油馏分)所占比例通常不大于20％、一般不大于15％，而且这些组分在与无定形或低分子筛含量的无定形加氢裂化催化剂接触时，裂解性很差或基本不裂解；

③第一原料烃加氢精制过程的常规沸点高于200℃的烃组分，性质差(密度大、十六烷值低、氮含量高)，经过加氢裂化处理才能转化为柴油组分，加氢裂化过程需要使用具有一定抗氮/抗氨能力的的无定形加氢裂化催化剂或低分子筛含量的无定形加氢裂化催化剂接触。

第一原料烃可以是基于蒽油的烃。

基于蒽油的烃可以是蒽油或蒽油馏分或蒽油加工(比如焦化、减粘等热加工)所得馏分或它们的混合物。

第一反应部分，在加工第一原料烃的同时，可以加工第二原料烃。

第二原料烃，可以是石油基烃或页岩油基烃或煤焦油基烃，也可以是来自第一原料烃氢化过程的含烃物流比如加氢精制热高分油或加氢裂化热高分油或加氢裂化冷高分油或加氢裂化热低分油或加氢裂化冷低分油或加氢裂化生成油分离所得窄馏分油(通常为沸点最高者)。

以下结合蒽油氢化过程详细描述本发明。

按照本发明，一段完成蒽油原料(第一原料烃)的加氢精制反应、加氢精制反应流出物的冷高压分离和加氢精制冷高分油脱气，至少一部分所述第一脱气加氢生成油作为二段的原料油使用；二段完成加氢裂化反应和加氢裂化生成油的分离，得到柴油馏分和二段其它产品。

本发明所述作为第一原料烃的蒽油，可以是来自煤热解或其它过程的蒽油产品。本发明所述煤焦油蒽油指的是：轻质蒽油(主要由300～360℃馏分组成)、重质蒽油(主要由360～500℃馏分组成)及其混合油。由于原煤性质和炼焦工艺条件均在一定范围内变化，高温煤焦油的性质也在一定范围内变化。高温煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故高温煤焦油蒽油的性质也在一定范围内变化。蒽油的性质，比重通常为1.02～1.25，常规沸点一般为210～500℃通常为300～480℃，通常金属含量为10～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～1.8％，通常水含量为0.2～5.0％。

表1一级蒽油和二级蒽油技术指标(国家代号：GB/8353-87)

指标名称	一级	二级
指标名称	一级	二级	密度(20℃)，g/m³	1.07	1.07
水份，％	≤0.5	≤0.8	密度(20℃)，g/m³	1.07	1.07
水份，％	≤0.5	≤0.8	粘度，mm²/s	≤1.9	≤1.9
馏程：210℃前馏出量，％	≤5	≤5	粘度，mm²/s	≤1.9	≤1.9
馏程：210℃前馏出量，％	≤5	≤5	360℃前馏出量，％	≥65	≥60

在蒽油的加氢精制、特别是加氢裂化过程中，水是不利的组分，一方面，在蒽油进入加氢反应器的加热升温过程中，水的存在会加剧蒽油中酸类对管道、设备等的腐蚀，腐蚀产生的铁离子进入加氢精制反应器，为保证预期的操作周期，必须使用更多的加氢脱铁催化剂(保护剂)同时增加氢耗量；另一方面，原料水含量的增加将提高反应过程水蒸汽分压，对催化剂性能稳定性和长周期运行不利。因此，在蒽油进入第一加氢反应部分之前，通常进行脱水处理以尽可能地降低水含量，蒽油脱水的方法不受限制。

蒽油脱水常用的方法是加热升温后减压脱水：先将蒽油在一定压力下(比如压力控制在0.5～1.0MPa)加热至80～200℃最好是100～160℃，然后进入在负压(如压力控制在0.025～0.05MPa(绝对压力))下操作的脱水器(闪蒸罐或脱水塔)，含油气的水蒸汽排出脱水器顶部，经冷凝冷却后进入集液罐然后排出***，集液罐与减压抽真空***相连。脱水蒽油从脱水器下部排出。

工业蒽油通常还含有有害固体颗粒(比如直径大于10～20微米的固体颗粒)，为了防止有害固体颗粒损坏蒽油高压输送泵和沉积在反应器内的催化剂床层上，通常在蒽油脱水前、后的适当温度条件下进行蒽油过滤。

本发明建议工业蒽油进入加氢反应部分之前进行脱水及过滤处理。

按照本发明，在第一反应部分，在氢气和加氢精制催化剂存在条件下，第一原料烃(蒽油)完成加氢精制反应，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反应流出物；

第一反应部分的操作条件，通常为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

第一反应部分的操作条件，较佳者为：温度为320～415℃、压力为10.0～25.0MPa、精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。

第一反应部分的操作条件最好为：温度为360～400℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂体积空速为0.4～1.4hr^-1、氢气/原料油体积比为800∶1～1800∶1。

本发明所述的蒽油加氢精制过程一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下蒽油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：即为第二反应部分提供合适的加氢裂化原料油，应根据原料蒽油性质和裂化催化剂对原料性质的要求确定：一般该过程将加氢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；一般该过程将加氢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；一般该过程对原料蒽油的残炭脱除率大于70％、通常大于90％、最好大于95％，以延缓第二反应部分加氢裂化催化剂的结炭速度，延长第二反应部***化催化剂的操作周期。

所述的第一反应部分，因蒽油原料性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢裂化)的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的蒽油加氢精制过程条件确定。

所述第一反应部分，使用的加氢精制催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。加氢精制催化剂可以是石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。由于蒽油金属含量通常较高，故在加氢精制催化剂前使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。

所述第一反应部分，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，保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值：比如500PPm或1000PPm。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对蒽油氢化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。

在第一冷高压分离部分，注水后第一反应流出物冷却并分离为：一个主要由氢气组成的第一冷高分气，一个主要由常规气体烃、常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油，一个主要由水、溶解氨和溶解硫化氢组成的第一冷高分水。

在第一冷高压分离部分，在第一反应流出物进入冷高压分离器之前，通常向反应流出物注入洗涤水。所述第一反应流出物通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)至约220～100℃，然后与加入的洗涤水混合形成注水后第一反应流出物。洗涤水用于吸收第一反应流出物中的氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收第一反应流出物中的硫化氢。

所述第一冷高压分离部分包含注水后第一反应流出物的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后第一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℃、最好30～60℃，在此降温过程中，注水后反应流出物中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收反应产物中的氨并进一步吸收反应产物中的硫化氢，形成高分水液体。最终所述注水后第一反应流出物冷却并在第一冷高压分离器中分离为：一个主要由氢气组成的第一冷高分气气体，一个主要由常规气体烃、常规液体烃和溶解氢组成的第一冷高分油液体和一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的第一冷高分水液体。所述第一冷高分水液体，其中氨的含量一般为1～15％(w)，最好为3～8％(w)。

所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入第一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，以防止水全汽化；另一方面，洗涤水的直接目的是在第一冷高压分离部分吸收第一反应产物中的氨，防止第一冷高压分离气的氨浓度太高，在第一反应***积聚，降低催化剂活性，通常第一冷高压分离气的氨浓度越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm；再一方面，洗涤水的另一直接目的是吸收第一反应产物中的氨和硫化氢，防止第一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***压力降。

所述的第一冷高压分离部分，其分离器操作压力为第一反应部分压力减去实际压力降，第一冷高压分离部分操作压力与第一反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa，最好为0.8MPa。

所述的第一冷高分气气体，其氢气浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)，宜不低于80％(v)，最好不低于85％(v)。

如前所述至少一部分、通常为85～100％的所述第一冷高分气气体返回第一反应部分形成循环氢气，以提供第一反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证第一循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述第一冷高分气气体(以下简称第一冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第一冷高分气排放气，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一非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。

第一新氢(第一原料氢气)进入第一反应部分以补充反应过程消耗的氢气，第一新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。

本发明的目的在于：为充分发挥第二反应部分的裂化催化剂性能，在第一段对蒽油原料油进行裂化前的预处理，生成第二反应部分的原料油。在第一反应部分有效脱除蒽油中的金属、氧、硫、氮、残炭，使其中的至少一部分稠环芳烃饱和，使蒽油性质得到大幅度改善，得到一个脱除水、脱除氨、最好也脱除硫化氢的第一冷高分油作为第二反应部分的原料油。

为了实施本发明，在第一反应流出物的第一冷高压分离部分之前，可以增设第一热高压分离部分，在该流程中，第一反应流出物先进入操作温度通常为150～380℃、最好为200～280℃的热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气组成的第一热高分气气体、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体。第一热高分气气体进入第一冷高压分离部分；第一热高分油作第二反应部分原料油使用。如此，可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高压分离部分油水分离。

本发明第一冷高分油脱气部分的操作目的是在不使用分馏塔的前提下，脱除第一冷高分油中溶解的常规气体烃，降低进入第二反应部分的第一脱气加氢生成油(加氢精制脱气生成油)中的常规气体烃数量，利于提高循环氢氢浓度。

第一冷高分油脱气部分的流程方式不受限制，可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体和第一冷低压分离器烃液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。

第一冷高分油脱气部分的流程方式不受限制，可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的一级第一冷低压分离器并分离为一级第一冷低压分离器气体和一级第一冷低压分离器烃液体；一级第一冷低压分离器烃液体进入在压力通常为0.2～5.5MPa(一般为0.4～3.5MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的二级第一冷低压分离器并分离为二级第一冷低压分离器气体和二级第一冷低压分离器烃液体。二级第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。一级第一冷低压分离器气体由于富含氢气最终适于作氢回收原料气；二级第一冷低压分离器气体氢气含量低最终适于作燃料气。

第一冷高分油脱气部分的流程方式不受限制，可以是如下方式：第一冷高分油进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的脱气塔顶部，与自底部进入脱气塔的气提气(比如新鲜氢气或氮气)逆流接触脱出第一冷高分油中溶解的常规气体烃。脱气塔底油作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。气提气与第一冷高分油中溶解的常规气体烃的分子比通常为6∶1～0.5∶1。第一脱出气自脱气塔顶部排出。

第一冷高分油脱气部分的流程方式不受限制，可以是如下方式：根据需要，第一冷高分油与氨水物流混合进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。注氨水目的是降低第一脱气加氢生成油中硫化氢含量。

第一冷高分油脱气部分的流程方式不受限制，可以是如下方式：根据需要，第一冷高分油减压后与水物流混合进入在压力通常为0.2～6.0MPa(一般为0.4～4.0MPa)、温度通常为30～100℃(一般为30～70℃)的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。注水目的是降低第一脱气加氢生成油中氨含量。

按照本发明，在第二反应部分，在氢气和加氢裂化催化剂存在条件下，至少一部分所述第一脱气加氢生成油完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物。

第二反应部分操作条件，通常为：在温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

第二反应部分操作条件，较佳者为：330～440℃、压力为10.0～25.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.4～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。

第二反应部分的操作条件最好为：温度为350～400℃、压力为12.0～18.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.8～1.6hr^-1、氢气/原料油体积比为800∶1～1800∶1。

所述第二反应部分，因其原料(第一脱气加氢生成油)性质(氮含量、芳烃含量)的不同和预期的加氢裂化深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。

如上所述第二反应部分，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石油炼制柴油(包括劣质柴油)和/或蜡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。可以选用不掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂或少量掺合分子筛的无定形加氢裂化催化剂，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。为了提高柴油收率，可能需要向第二反应部分注氨。

在第二反应部分，根据需要，在加氢裂化催化剂床层前，可以设置加氢精制催化剂床层。

在第二冷高压分离部分，所述第二反应流出物冷却并分离为：一个主要由氢气组成的第二冷高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二冷高分油。

所述的第二冷高压分离部分，其分离器操作压力为第二反应部分压力减去实际压力降，第二冷高压分离部分操作压力与反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa，最好为0.8MPa。

第二冷高压分离部分的操作温度通常为30～70℃、最好为30～60℃。

第二冷高分油液体在第二冷高分油液体分离部分分离出柴油馏分：在此，所述的第二冷高分油通常首先降低压力、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、石脑油馏分(或轻石脑油和重石脑油)、柴油馏分(或低凝点柴油和高凝点柴油)(或轻柴油和重柴油)及可能存在的更重馏分等产品。

第二反应流出物的注水洗氨步骤的原理和补充硫的原理，与第一反应流出物的注水洗氨步骤和补充硫步骤相同。

所述的第二冷高分气气体，其氢气浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)，宜不低于80％(v)，最好不低于85％(v)。

如前所述至少一部分、通常为85～100％的所述第二冷高分气气体返回第二反应部分形成循环氢气，以提供第二反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证第二循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述第二冷高分气气体(以下简称第二冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于第二冷高分气排放气，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-非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。

第二冷高分气形成的循环氢和第一冷高分气形成的循环氢气，可以分别使用独立的循环氢压缩机，也可以共用循环氢压缩机。

第二新氢(原料氢气)进入第二反应部分以补充第二反应过程消耗的氢气，第二新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。

为了实施本发明，可以设置第二热高压分离部分，在该流程中，第二反应流出物先进入操作温度通常为150～380℃、最好为200～280℃的第二热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气、常规气体烃、常规液体烃组组成的第二热高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二热高分油液体。第二热高分气气体进入第二冷高压分离部分。第二热高分油液体在第二热高分油液体分离部分(包含分离和或分馏的过程)分离出柴油馏分。第二热高分油液体分离部分与第二冷高分油液体分离部分，可以部分共用或全部共用。

本发明典型的蒽油加氢裂化过程可以有效脱除蒽油中的金属、氧、硫、氮，使其中至少一部分稠环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，石脑油馏分可以作为优质催化重整原料组分、柴油馏分可以作为优质柴油调和组分。

本发明所述的第二反应部分的加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的裂化催化剂存在条件下，第二反应部分原料油发生的耗氢的裂化反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即生产预期性质的柴油馏分，应根据第二反应部分原料油性质、预期柴油馏分性质和裂化催化剂性能确定：一般加氢裂化生成油的95％馏出点温度比原料蒽油的95％馏出点温度低60℃以上、通常低100℃以上、最好低125℃以上(比如使加氢裂化生成油的最重馏分常规沸点温度低于365℃)，以期提高柴油馏分十六烷值、降低柴油馏分密度至预期目标，同时兼顾液体收率、简化分馏流程(最重馏分适合用做柴油组分，省去柴油组分与更重组分的分馏步骤)和大幅度降低过程能耗(因柴油组分为最大量产品，如存在柴油组分与更重组分的分馏步骤，则分馏能耗巨大)。

第二生成油分离部分的流程方式不受限制，比如可以是如下方式：第二冷高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃的条件下操作的第二冷低压分离器并分离为第二冷低压分离器气体和第二冷低压分离器液体；第二冷低压分离器液体经过换热(通常回收第二生成油分离部分的重馏分产品和第二反应流出物的热能)及可能的加热(通常使用加热炉)后进入稳定塔***。

可能存在的第二热高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa的条件下操作的第二热低压分离器并分离为第二热低压分离器气体和第二热低压分离器液体；第二热低压分离器液体进入所述稳定塔***。

如果第二生成油分离部分的稳定塔进料中石脑油馏分含量较少(比如少于15％)，该稳定塔可以是采用塔底通蒸汽的汽提操作方案，稳定塔***包含塔顶回流***，回流罐排出稳定塔顶气和粗石脑油，塔的操作压力通常为0.15～1.0MPa、最好为0.25～0.8MPa；自稳定塔底部排出的含水的重馏分进入在负压(如压力控制在0.025～0.05MPa(绝对压力))下操作的减压脱水塔脱除水后成为重馏分。

如果第二生成油分离部分的稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15％)，该稳定塔可以是采用设塔底重沸器(通常使用加热炉)的操作方案，稳定塔***包含塔顶回流***，回流罐排出稳定塔顶气和粗石脑油，塔的操作压力通常为0.15～1.0MPa、最好为0.3～0.5MPa；自稳定塔底部排出重馏分。

如果稳定塔进料中石脑油馏分含量较多(比如多于15％)，该稳定塔还可以是采用设塔底重沸器(通常使用加热炉)的操作方案，稳定塔***包含塔顶回流***，回流罐排出稳定塔顶气和粗轻油(主要由液化气组分和轻石脑油组分组成)，塔的操作压力通常为1.0～2.0MPa、最好为1.2～1.8MPa。自稳定塔底部排出主要由石脑油和重馏分组成的稳定塔底油，通常进入分馏塔，分馏塔通常采用设塔底重沸器(通常使用加热炉)或进料加热炉的操作方案，分馏塔***包含塔顶回流***，塔的操作压力通常为0.015～0.8MPa(-0.085～0.7MPa表压)、最好为0.05～0.25MPa；自分馏塔底部排出主要由重馏分组成的分馏塔底油。根据需要，分馏塔可以设置一个或多个侧线汽提塔，侧线汽提塔可以采用水蒸汽汽提方式或设置重沸器或减压蒸发方式操作。

按照本发明，稳定塔***回流罐排出的粗轻油(主要由液化气组分和轻石脑油组分组成)，可以被进一步分离为窄馏分产品如石脑油、液化气等。

按照本发明，加氢裂化高分油分离为窄馏分油品，部分或全部加氢裂化馏分产品(通常是沸程最高者)循环至加氢精制催化剂床层构成部分或全部“精制裂化大循环流程”。

按照本发明，加氢裂化高分油分离为窄馏分油品，部分或全部加氢裂化馏分产品(通常是沸程最高者)循环至加氢裂化催化剂床层构成部分或全部“裂化小循环流程”。

按照本发明，可以将部分第二低压分离器液体加压后循环至第二冷高压分离部分增加第二冷高分油数量，增强第二冷高分油溶解第二冷高分气中常规气体烃能力，提高第二冷高分气氢气纯度。

按照本发明，可以使用CN101067095A的一种烃类氢化过程热量回收方法，在加氢裂化生成油分离部分设置循环取热油***，回收加氢精制中间反应流出物或加氢精制最终反应流出物的热能，或回收加氢裂化中间反应流出物或加氢裂化最终反应流出物的热能，用于提供分馏塔塔底重沸热或加热冷物流，可节省燃料消耗，降低加热炉规模。此时，反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分流、放热成为低温取热油循环使用。

与已知蒽油加氢工艺相比，本发明的优点在于：

①可以不设使用分馏塔的加氢精制高分油分离部分，流程大为简化，可显著降低工程投资，简化操作，降低能耗；

②加氢精制部分设置加氢精制热高压分离部分时，可显著避免加氢精制反应流出物热能损失，降低能耗，同时可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高压分离部分油水分离；

③加氢裂化部分设置加氢裂化热高压分离部分时，可显著避免加氢裂化反应流出物热能损失，降低能耗，可显著降低运转费用；

④形成灵活的循环流程。

实施例一

公开号为CN101033409A的专利申请文件，其实施例改用本发明方法，第一冷高分油减压后进入在压力为1.2MPa、温度通常为50℃的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体和第一冷低压分离器液体。第一冷低压分离器液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。简化了第一生成油分离部分，流程大为简化，显著降低了工程投资，简化了操作，降低了能耗。

实施例二

与本发明实施例一相比，设置加氢精制热高压分离部分，加氢精制热高分油进入加氢裂化催化剂床层，显著避免了加氢精制反应流出物热能损失，降低了能耗，同时可大幅度降低第一冷高分油密度，利于第一冷高压分离部分油水分离。相当于使用了CN101041783A的一种煤焦油氢化方法。

实施例三

与本发明实施例一相比，设置加氢裂化热高压分离部分，加氢裂化热高分油进入加氢裂化生成油分离部分，显著避免了加氢裂化反应流出物热能损失，降低了能耗。

实施例四

在本发明实施例二基础上，加氢裂化高分油分离为窄馏分油品如石脑油、轻柴油、重馏分(重柴油组分和可能的蜡油组分)，部分或全部加氢裂化重馏分产品循环至加氢精制催化剂床层构成部分或全部“精制裂化大循环流程”。

实施例五

在本发明实施例二基础上，加氢裂化高分油分离为窄馏分油品如石脑油、轻柴油、重馏分(重柴油组分和可能的蜡油组分)，部分或全部加氢裂化重馏分产品循环至加氢裂化催化剂床层构成部分或全部“裂化小循环流程”。

实施例六

在本发明实施例二基础上，将50％的第二冷低压分离器液体加压后循环至第二冷高压分离部分增加第二冷高分油数量，增强第二冷高分油溶解第二冷高分气中常规气体烃能力，提高第二冷高分气氢气纯度。

实施例七

在本发明实施例二基础上，使用了CN101067095A的一种烃类氢化过程热量回收方法，在加氢裂化生成油分离/分馏部分设置循环取热油***，回收加氢精制段中间反应流出物或最终反应流出物的热能，用于提供分馏塔塔底重沸热，可节省燃料消耗，降低分馏部分加热炉规模。

实施例八

在本发明实施例二基础上，使用了CN101067095A的一种烃类氢化过程热量回收方法，在加氢裂化生成油分离/分馏部分设置循环取热油***，回收加氢裂化段中间反应流出物或最终反应流出物的热能，用于提供分馏塔塔底重沸热，可节省燃料消耗，降低分馏部分加热炉规模。

实施例九

公开号为CN101033409A的专利申请文件，其实施例改用本发明方法，第一冷高分油减压后进入在压力为1.2MPa、温度通常为50℃的条件下操作的脱气塔顶部，与自底部进入脱气塔的气提气氢气逆流接触脱出第一冷高分油中溶解的常规气体烃。脱气塔底油作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。气提气与第一冷高分油中溶解的常规气体烃的分子比为4∶1，可以在6∶1～0.5∶1范围内调整操作。

Claims

1.一种烃氢化方法，其特征在于包含以下步骤：

③至少一部分所述第一冷高分气气体返回第一反应部分；

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为基于蒽油的烃。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

第一原料烃为蒽油。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

第一反应部分操作条件为：温度为250～480℃、压力为6.0～30.0MPa、精制催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1；

第一冷高分油脱气部分操作条件为：压力为0.2～6.0MPa、温度为30～100℃；

第二反应部分操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.05～15hr^-1、氢气/原料油体积比为400∶1～4000∶1。

5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

第一反应部分操作条件为：温度为320～415℃、压力为10.0～25.0MPa、精制催化剂体积空速为0.2～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1；

第一冷高分油脱气部分操作条件为：压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃；

第二反应部分操作条件为：330～440℃、压力为10.0～25.0MPa、裂化催化剂体积空速为0.4～2.0hr^-1、氢气/原料油体积比为500∶1～3000∶1。

6.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

在第一反应部分，加氢精制生成油的氮含量降低至1500PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于70％。

7.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在第一反应部分，加氢精制生成油的氮含量降低至800PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至300PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于90％。

8.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在第一反应部分，加氢精制生成油的氮含量降低至400PPm以下、加氢精制生成油的硫含量降低至200PPm以下、第一原料烃残炭脱除率大于95％。

9.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低60℃以上。

10.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低100℃以上。

11.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

加氢裂化生成油的95％馏出点温度比第一原料烃的95％馏出点温度低125℃以上。

12.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

第一反应流出物进入第一热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气组成的第一热高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油。第一热高分气进入第一冷高压分离部分，第一热高分油进入第二反应部分与加氢裂化催化剂接触。

13.根据权利要求12所述方法，其特征在于：

第一热高压分离部分操作温度为150～380℃。

14.根据权利要求12所述方法，其特征在于：

第一热高压分离部分操作温度为200～280℃。

15.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

第二反应流出物进入第二热高压分离部分并分离为：一个主要由氢气组成的第二热高分气，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第二热高分油。第二热高分气进入第二冷高压分离部分。

16.根据权利要求15所述方法，其特征在于：

第二热高压分离部分操作温度为150～380℃。

17.根据权利要求15所述方法，其特征在于：

第二热高压分离部分操作温度为200～280℃。

18.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

分离第二反应部分生成油得到窄馏分油品，至少一部分沸程最高的窄馏分油品，循环至加氢精制催化剂床层作第二原料烃使用。

19.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

分离第二反应部分生成油得到窄馏分油品，至少一部分沸程最高的窄馏分油品，循环至加氢裂化催化剂床层。

20.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

第二冷高分油减压后进入在压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃的条件下操作的第二冷低压分离器并分离为第二冷低压分离器气体和第二冷低压分离器液体；部分第二冷低压分离器液体循环至第二冷高压分离部分与第二反应流出物中的气体接触。

21.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

加氢精制反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

22.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

加氢精制中间反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

23.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

加氢裂化反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

24.根据权利要求2或3或4或5所述方法，其特征在于：

加氢裂化中间反应流出物与低温取热油换热，形成低温反应流出物和高温取热油；高温取热油进入分馏塔底部，与分馏塔内液相物流混合后，再分离、放热成为低温取热油循环使用。

25.根据权利要求12所述方法，其特征在于：

部分第一热高分油进入第一反应部分与加氢精制催化剂接触。

26.根据权利要求13所述方法，其特征在于：

27.根据权利要求14所述方法，其特征在于：

28.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油进入在压力为0.2～6.0MPa、温度为30～100℃的条件下操作的第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体和第一冷低压分离器烃液体。第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。

29.根据权利要求28所述的方法，其特征在于：

第一冷低压分离器操作条件为：压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃。

30.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油进入在压力为0.2～6.0MPa、温度为30～100℃的条件下操作的一级第一冷低压分离器并分离为一级第一冷低压分离器气体和一级第一冷低压分离器烃液体；一级第一冷低压分离器烃液体进入在压力为0.2～5.5MPa、温度为30～70℃的条件下操作的二级第一冷低压分离器并分离为二级第一冷低压分离器气体和二级第一冷低压分离器烃液体。二级第一冷低压分离器烃液体作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。

31.根据权利要求30所述的方法，其特征在于：

一级第一冷低压分离器操作条件为：压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃；二级第一冷低压分离器操作条件为：压力为0.4～3.5MPa、温度为30～70℃。

32.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：

在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油进入在压力为0.2～6.0MPa、温度为30～100℃的条件下操作的脱气塔顶部，与自底部进入脱气塔的气提气逆流接触脱出第一冷高分油中溶解的常规气体烃。脱气塔底油作为第一脱气加氢生成油去第二反应部分。气提气与第一冷高分油中溶解的常规气体烃的分子比通常为6∶1～0.5∶1。第一脱出气自脱气塔顶部排出。

33.根据权利要求32所述的方法，其特征在于：

脱气塔操作条件为：压力为0.4～4.0MPa、温度为30～70℃。

34.根据权利要求28所述的方法，其特征在于：

在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油与氨水物流混合进入第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。

35.根据权利要求28所述的方法，其特征在于：

在第一冷高分油脱气部分，第一冷高分油与水物流混合进入第一冷低压分离器并分离为第一冷低压分离器气体、第一冷低压分离器烃液体和第一冷低压分离器水液体。

36.根据权利要求2或3或4或5所述的方法，其特征在于：原料蒽油为脱水蒽油。