一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法与流程

1.本发明涉及一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，重油悬浮床加氢裂化反应产物经过热高压分离过程、冷高压分离过程分离出热高分油、冷高分油；热高分油降压闪蒸后所得闪蒸浆液，降压后进入减压分离过程分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；浆液减压闪蒸汽进入精馏过程分离出窄馏分油；冷高分油降压后所得物流分离出至少部分轻质烃后得到的底油，进入浆液减压闪蒸汽的分离过程与含柴油组分的汽相接触蒸发柴油组分，在后续分馏过程冷凝出柴油，可减少甚至取消专用柴油蒸发热源即减少高温位热能消耗，利用负压降低柴油蒸发温度将低级中温热作为蒸发潜热热源回收，可大幅度简化系统、降低投资；可设置热高分气的温高压分离过程得到温高分油并联合分离回收之。


背景技术：

2.本发明涉及重油悬浮床加氢裂化反应过程生成油的分离方法，特别涉及一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法。
3.重油悬浮床加氢裂化生成油中含有柴油组分，根据需要，可以分离出柴油沸程的馏分或柴油与石脑油组成的混合馏分或柴油与蜡油组成的混合馏分。
4.典型重油悬浮床加氢裂化反应过程原料油性质见表1。
5.表1典型重油悬浮床加氢裂化反应过程原料油性质
6.项目减压渣油1备注比重(20℃)，g/cm31.03s含量，wt％4.9n含量，wppm5699残炭，wt％26.57ni含量，wppm70.7v含量，wppm221.65cl含量，ppm/运动粘度(100℃)，mm2/s11300astmd1160馏程，℃初馏点44010％56850％68490％1095终馏点1190
7.典型重油悬浮床加氢裂化反应过程的典型产物分布见表2。
8.表2典型重油悬浮床加氢裂化反应过程的典型产物分布
[0009][0010]
以下描述现有的一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，通常包含以下步骤：
[0011]
①
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，主要有常规沸点高于530℃烃组分组成且含沥青质的反应原料即烃原料r10f，在氢气存在、重油悬浮床加氢裂化催化剂存在条件下，进行包含重油悬浮床加氢裂化反应的重油悬浮床加氢转化反应r10r转化为重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p；
[0012]
②
在热高压分离过程s110，基于重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p的物流，分离为热高分气s110v、热高分油s110l；
[0013]
在热高压分离过程s110中，使用或不使用洗涤油物料s110-wf对最后转化为热高分气s110v的气相物流进行油洗，以脱除气体中的部分重烃；
[0014]
在热高压分离过程中，使用或不使用富氢气气体对最后转化为热高分油的液相物流进行气提，以抑制液相物流结焦、脱除轻组分；
[0015]
③
在温高压分离过程s120，基于热高分气s110v的物流，分离为温高分气s120v、温高分油s120l；
[0016]
可以在温高压分离过程中，使用或不使用烃油物料s120-wf对最后转化为温高分气s120v的气相物流进行油洗，以脱除气体中的部分重烃；
[0017]
④
在热低压分离过程s210，基于热高分油s110l的物流降压后分离为热低分气s210v、热低分油s210l；
[0018]
热低压分离过程s210包含1级分离过程或包含串联操作的2级或多级子分离过程；
[0019]
热低压分离过程s210包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，热低压分离过程s210的上级热低压子分离过程产生的上级热低压子分离过程底油减压后进入热低压分离过程s210的下级热低压子分离过程分离为下级热低压子分离过程分离气和下级热低压分离底油；
[0020]
热低压分离过程s210包含或不包含基于热高分油的物流的冷却降温稳定过程s210-hx；基于热高分油的物流的冷却降温稳定过程s210-hx，基于热高分油的物流降温实现热稳定后进入闪蒸分离过程；
[0021]
在热低压分离过程s210中，使用或不使用洗涤油物料s210-wf对最后转化为热低分气s210v的气相物流进行油洗，以脱除气相物流中的部分重烃；
[0022]
热高分油降压后物流分离为热高分油降压闪蒸汽、热高分油降压闪蒸液；
[0023]
热高分油降压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出烃油蒸汽后成为热低分油s210l；
[0024]
⑤
在预闪蒸塔系统c3101，热低分气s210v分离为预闪蒸塔塔顶气、预闪蒸塔塔顶油、预闪蒸塔塔底油；
[0025]
通常，预闪蒸塔塔顶气，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，仅含有少量轻柴油组分；
[0026]
通常，预闪蒸塔塔顶油，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，仅含有少量轻蜡油组分；
[0027]
通常，预闪蒸塔塔底油，主要由柴油组分、蜡油组分组成，含有少量石脑油组分、少量蜡油组分；
[0028]
⑥
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油的物流降压后在操作压力为负压的条件下分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；
[0029]
浆液减压闪蒸汽进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出2个或多个窄馏分油(可以包含柴油馏分产品)；
[0030]
浆液减压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出至少一部分蜡油组分后成为减压分离过程底油shc-vr；
[0031]
存在或不存在部分基于减压分离过程底油的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应，循环油r-shc-vr的重量流率与反应原料r10f的重量流率之比称为循环比k100，k100通常为0.40～2.5、一般为0.70～1.80、宜为1.00～1.50；
[0032]
⑦
在冷高压分离过程s130，通常温高分气与洗涤水混合后分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l、冷高分水s130w；
[0033]
⑧
在冷低压分离过程s230，冷高分油降压后分离为冷低分气s230v、冷低分油s230l；
[0034]
⑨
在正压分馏系统c3301，自冷低分油中分馏出柴油馏分；
[0035]
所述正压分馏系统c3301，指的是正压分馏系统c3301的分馏塔操作压力高于大气压力；
[0036]
由于冷低分油含有轻质蜡油、柴油、石脑油、常规气体烃(碳1烃至碳4烃)、硫化氢、水、氢气，因此，分馏出柴油的过程必然至少包含柴油组分与蜡油组分的分离、柴油组分与石脑油组分的分离，这样，结合石脑油与常规气体烃的分离，存在多种离流程，根据需要任何一种合适形式的流程均可选择，通常至少有以下几种典型流程：
[0037]
第一种典型流程是，先完成石脑油与常规气体烃的分离即经过脱丁烷塔先分离出常规气体烃，得到脱丁烷塔塔底油，然后脱丁烷塔塔底油在一台常压塔或一台常压塔和常压塔侧线柴油脱轻组分塔组成的系统中分馏为石脑油、柴油、蜡油；
[0038]
第二种典型流程是，先完成石脑油与常规气体烃的分离即经过脱丁烷塔先分离出常规气体烃，得到脱丁烷塔塔底油，然后脱丁烷塔塔底油经过脱石脑油塔分离为石脑油和脱石脑油塔塔底油，然后脱石脑油塔塔底油在柴油分馏塔分馏为柴油、蜡油；
[0039]
第三种典型流程是，先不进行石脑油与常规气体烃的分离，即低分油进入脱石脑油塔分离出石脑油以及沸点更低的组分，得到脱石脑油塔塔底油，然后脱石脑油塔塔底油
分馏为柴油、蜡油；
[0040]
第四种典型流程是，先不进行石脑油与常规气体烃的分离，采用常压塔+柴油侧线汽提塔组合分馏系统，将低分油进分馏为常压塔塔顶气、常压塔塔顶油、柴油侧线汽提塔塔底柴油、常压塔塔底蜡油；
[0041]
上述四种自冷低分油中分馏出柴油馏分的正压分馏系统c3301，均为独立的柴油分馏系统。
[0042]
基于冷低分油的物流进入分离出柴油的分馏系统，基于冷低分油的物流经过换热升温步骤后，经过或不经过分离出常规气体、轻石脑油组分的过程，然后基于冷低分油的包含柴油组分、蜡油组分的物流经过加热炉升温后进入分离出柴油的分馏塔系统，得到柴油馏分、蜡油馏分、沸点低于柴油的轻质烃物流。
[0043]
由于在正压分馏系统c3301的正压条件下工作，柴油组分、蜡油组分的分离(柴油组分的蒸发)温度通常较高，这样需要将基于冷低分油的物流加热到290～330℃，即需要向待蒸发物料输入大量高温位热能(热源温度至少320～360℃)，但是，在重油悬浮床加氢裂化反应过程和生成油分离分馏过程，便于利用的高温位热能(热源温度至少320～360℃)很难找到；
[0044]
⑩
在温低压分离步骤s220，基于温高分油s120l的物流降压后分离为温低分气s220v、温低分油s220l；
[0045]
通常温低压分离步骤s220与热低压分离步骤s210联合进行，即基于温高分油s120l的物流降压后进入热低压分离过程s210分离为温低分气s220v、温低分油s220l，温低分气s220v进入热低分气s210v中，温低分油s220l进入热低分油s210l中；或者，基于温高分油s120l的物流降压后物流与热高分油降压后物流混合在一起进入热低压分离过程s210；
[0046]
温低压分离过程s220可以包含1级分离过程或包含是串联操作的2级或多级子分离过程；
[0047]
温低压分离过程s220包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，温低压分离过程s220的上级温低压子分离过程产生的上级温低压子分离过程底油减压后进入温低压分离过程s220的下级温低压子分离过程分离为下级温低压子分离过程分离气和下级温低压分离底油；
[0048]
通常，温低分气s220v进入预闪蒸塔系统c3101；
[0049]
通常，温低分油s220l进入浆液减压分离过程c3102；
[0050]
⑾
热高分油s110l，可以分为第一支路热高分油s110l-1、第二支路热高分油s110l-2；
[0051]
第一支路热高分油s110l-1，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作外甩未转化渣油；
[0052]
第二支路热高分油s110l-1，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作循环油r-shc-vr去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
[0053]
第一支路热高分油s110l-1分离出的常规沸点低于540℃烃组分，与第二支路热高分油s110l-1分离出的常规沸点低于540℃烃组分，联合分离。
[0054]
上述的几种分离冷高分油中柴油的方法，均属于使用专用蒸馏塔系统进行石脑油、柴油、蜡油组分的分离方法，冷高分油分离出柴油的过程与热高分油分离出柴油的过程
在相互独立的2个系统进行，其缺点在于，由于重油悬浮床加氢裂化反应产物的闪蒸过程(包括热高压分离过程、温高压分离过程、冷高压分离过程)在高压下进行故分离清晰度有限，无法实现热高分油、温高分油、冷高分油所含组分的清晰分离，仅仅含有少量蜡油组分(通常蜡油重量含量为7～15％重量)的冷高分油或其降压闪蒸油不得不在一个压力通常为0.1～0.3mpag(表压)范围的分馏塔系统进行分离，经历一个汽化率高达90～98％重量的强吸热过程，其缺点在于：
[0055]
①
需要专用柴油蒸发热源即消耗大量高温位热能，当中温热温位不足时需要加热炉消耗燃料提供高温热，该换热过程，系统复杂、投资高；冷高分油或其降压闪蒸油需要预热至290～330℃；由于消耗来了一份巨大热量的柴油汽化热，对应地也需要形成一份巨大热量的热量回收过程并必然存在向环境散发大量低温热形成热损失，因此，能耗高；
[0056]
②
独立的柴油汽化热的热量供应系统、独立的分馏塔系统，导致系统复杂、投资高；
[0057]
③
没有充分发挥冷高分油或其降压闪蒸油的冷源物料的热阱作用，降低了潜在的可回收的中温热回收率。
[0058]
对于设置以150t/h的柴油组分汽化过程计算，单位重量汽化潜热按75kcal/kg估算，仅仅一次汽化潜热就需要11.25mmkcal/h，而实际上柴油与蜡油的分馏过程还必然存在上述热量数值以外的必要的内回流液体需求的回流液的汽化潜热，而且这些热量转移为温度较低的柴油冷凝过程的冷凝热时还需要回收以及部分传递到环境中，这涉及换热器供热、加热炉供热、换热器回收热量等系统。
[0059]
通常，重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p的高压分离过程设置热高压分离过程s110、温高压分离过程s120、冷高压分离过程s130，从分离精度的角度讲，由于冷高分油含有70～85％重量的柴油组分、而仅仅含有5～10％重量的蜡油组分，在正压分馏系统c3301，将柴油组分与蜡油组分清晰分离也是困难的，通常导致蜡油产品中含有较多的柴油组分。
[0060]
为了解决上述从冷高分油中分离出柴油的分馏过程存在的技术缺陷，理论分析表明，需要从二个方面考虑改进，一方面需要降低自冷低分油中分馏出柴油馏分的分馏系统的压力，从而降低冷低分油中柴油组分、蜡油组分的分离(柴油组分的蒸发)温度，为中温热利用创造吸热热阱条件，另一方面，最好找到需要冷凝的汽相物料特别是高沸点汽相物料(含蜡油或更重沸点组分)将二者组合，即将待冷凝的汽相物料或高沸点汽相物料(蜡油或更重沸点组分)的冷凝放热过程，与包含柴油组分、蜡油组分的基于冷低分油的混合物料的柴油组分的蒸发吸热过程直接组合，形成组合蒸馏过程，从而简化流程、减少独立热源消耗、降低操作成本，一句话，需要找到数量巨大的负压条件下的待冷凝的含蜡油组分的汽相物流，而浆液减压闪蒸汽的分离过程存在的基于浆液减压闪蒸汽的含蜡油汽相就是符合上述特征的汽相物料。
[0061]
流程模拟结果和工业生产数据表明，通常，重油悬浮床加氢裂化产物的50～70％的柴油组分进入冷高分油中，而几乎80～90％的蜡油组分进入热高分油的浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽中，因此，通常大部分或全部的冷高分油中的柴油组分的汽化潜热可以由热高分油的浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的蜡油组分的冷凝过程提供。并且负压条件下，柴油组分与蜡油组分容易实现清晰分离，即可以提高柴油产品产率。
[0062]
至此，已经提出了本发明的基本构想：一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分
离柴油的方法，重油悬浮床加氢裂化反应产物经过热高压分离过程、冷高压分离过程分离出热高分油、冷高分油；热高分油降压闪蒸后所得闪蒸浆液，降压后进入减压分离过程分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；浆液减压闪蒸汽进入精馏过程分离出窄馏分油；冷高分油降压后所得物流分离出至少部分轻质烃后得到的底油，进入浆液减压闪蒸汽的分离过程与含柴油组分的汽相接触蒸发柴油组分，在后续分馏过程冷凝出柴油，可减少甚至取消专用柴油蒸发热源即减少高温位热能消耗，利用负压降低柴油蒸发温度将低级中温热作为蒸发潜热热源回收，可大幅度简化系统、降低投资；可设置热高分气的温高压分离过程得到温高分油并联合分离回收之；进一步地，富柴油液体，进入柴油脱轻组分塔，分离为富含石脑油组分的柴油脱轻组分塔塔顶汽体和贫石脑油组分的柴油脱轻组分塔塔底油，可采用水蒸气汽提方法或设置塔底重沸器方法。
[0063]
为了兼顾浆液减压闪蒸汽分馏过程c3121顶部抽真空系统7x在常规适宜条件下操作(尽可能降低抽真空系统的负荷)，需要控制抽真空系统7x的进料气中含有的不凝气组分越少越好，这样需要控制进入浆液减压闪蒸汽分馏过程c3121的基于冷高分油的物流中的低沸点组分含量，不要含有常规气体烃，最好也不要含有或尽可能少地含有常规沸点低于120℃或常规沸点低于180℃的烃类，也就是说，合理的工艺目标要求冷高分油降压后至少脱除轻石脑油组分，然后进入浆液减压闪蒸汽分馏过程c3121进行组分分馏。根据冷高分油组分组成和脱轻组分油中石脑油含量的要求，自冷高分油的物流中的脱除低沸点组分的程度根据需要选择，可以脱出几乎全部的石脑油组分或大部分石脑油组分或仅仅脱出轻石脑油组分，这样冷高分油的脱轻组分油中含有的石脑油组分，将在浆液减压闪蒸汽分馏过程进行分离。
[0064]
本发明可以与cn115975675a一种重油悬浮床加氢转化方法组合使用，构成理想化的重油悬浮床加氢裂化生成油的稳定化、节能型、提高物流余热热能品质的分离方法，因为将重油悬浮床加氢裂化反应原料与重油悬浮床加氢裂化生成油浆液的闪蒸底油混合所得混合油，与重油悬浮床加氢裂化生成油浆液的闪蒸底油相比，粘度降低、凝点降低、热缩合速度降到底、换热器结垢速率降低、传热速度提高，因此使得相关的热能品质大幅度提高，便于经济地回收利用。
[0065]
本发明的目的是提出自重油悬浮床加氢裂化冷高分油中分离出柴油的组合蒸馏方法，可简化流程、减少低投资、降低能耗。
[0066]
本发明，也可联合分馏预闪蒸塔塔系统分离出的包含柴油组分、蜡油组分、石脑油组分的油物流。
[0067]
本发明，也可联合分离温高分油。
[0068]
对于自重油悬浮床加氢裂化冷高分油中分离出柴油的过程，本发明的优点在于：
[0069]
①
减少或取消专用柴油蒸发热源即不需要消耗大量高温位热能，在中温热回收充分时，不需要设置加热炉消耗燃料提供高温热，该换热过程，系统简单、投资低；
[0070]
同时避免了专用柴油蒸发热转移为温度较低的柴油冷凝过程的冷凝热传递过程，后者需要换热系统将热量回收或传递到环境中，省去了相应的系统投资和能量损失；
[0071]
相同组成的柴油馏分，在0.004～0.025mpa压力下的蒸发温度，与其在0.1～0.25mpa压力下的蒸发温度，降低了80～150℃，这一方面说明柴油蒸发过程供热方的温位相差巨大(负压操作利于降低蒸发热温位从而降低成本、提高中温热回收率)，另一方面说
明分馏后产物携带的热能相差巨大(负压操作利于降低产物柴油携带的热能从而减少能耗)；，
[0072]
②
省去了独立的分馏塔系统，形成组合预热、组合分馏系统，系统简单、投资低；
[0073]
③
可以充分发挥冷高分油或其降压闪蒸油的冷源物料的热阱作用，可提高中温热回收率，特别地，在浆液减压闪蒸汽中蜡油组分含量低、其冷凝热不足以气化冷高分油或其降压闪蒸油的柴油组分时，可以采用设置中间汽化器的方法，将减压塔排出的含柴油组分和蜡油组分的循环油或者甚至柴油液体加压后，与中温热物流(比如减压塔塔底渣油)换热升温然后降压部分气化返回减压塔中，柴油组分汽化、蜡油组分降低温度，未汽化蜡油组分与分馏塔内液体混合后，随循环油循环加热，从而实现中温热显热转化为柴油气化潜热的目的；由于在减压环境下汽化，循环油的气化点温度很低比如可以为150～190℃，与独立分馏方案中的预热温度290～330℃相比，降低了约140℃，所以可以大幅度提高中温热回收率，提高了中温热价值(部分代替了燃料消耗所供高温热量)，省去了对应部分的加热炉投资；
[0074]
④
特别适合于基于原油的常压渣油的联合分离，采用cn115975675a一种重油悬浮床加氢转化方法，常压渣油直接与降压后热高分油混合降温后进入分馏过程，由于浆液减压闪蒸汽中蜡油组分既包含了渣油悬浮床加氢裂化产物蜡油、又包含了常压渣油中的直馏蜡油组分，所以蜡油组分数量巨大，可以为冷高分油以及预闪蒸塔馏出油中的柴油蒸发提供充分的气化热源。
[0075]
本发明所述方法未见报道。
[0076]
因此，本发明的第一目的是提出自重油悬浮床加氢裂化热高分油、冷高分油中分离出柴油的方法，作为一种普遍性方法，可大幅度简化流程、大幅度降低投资、大幅度降低能耗。
[0077]
本发明第二目的是提出自重油悬浮床加氢裂化生成油的分离方法，综合分离所有含柴油、蜡油物流。


技术实现要素：

[0078]
本发明一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，包含以下过程：
[0079]
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，主要有常规沸点高于530℃烃组分组成且含至少一部分沥青质的烃原料r10f，在氢气、重油悬浮床加氢裂化催化剂存在条件下，进行包含重油悬浮床加氢裂化反应的重油悬浮床加氢转化反应r10r转化为重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p；
[0080]
⑵
在热高压分离过程s110，基于重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p的物流，分离为热高分气s110v、热高分油s110l；
[0081]
在热高压分离过程s110中，使用或不使用洗涤油物料s110-wf对最后转化为热高分气s110v的气相物流进行油洗；
[0082]
在热高压分离过程s110中，使用或不使用富氢气气体对最后转化为热高分油的液相物流进行气提；
[0083]
⑶
在热低压分离过程s210，基于热高分油s110l的物流降压后分离为热低分气s210v、热低分油s210l；
[0084]
热低压分离过程s210包含1级分离过程或包含串联操作的2级或多级子分离过程；
[0085]
热低压分离过程s210包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，热低压分离过程s210的上级热低压子分离过程产生的上级热低压子分离过程底油减压后进入热低压分离过程s210的下级热低压子分离过程分离为下级热低压子分离过程分离气和下级热低压分离底油；
[0086]
热低压分离过程s210包含或不包含基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx；基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx，基于热高分油s110l的物流降温实现热稳定后进入闪蒸分离过程；
[0087]
在热低压分离过程s210中，使用或不使用洗涤油物料s210-wf对最后转化为热低分气s210v的气相物流进行油洗；
[0088]
热高分油降压后物流分离为热高分油降压闪蒸汽、热高分油降压闪蒸液；
[0089]
热高分油降压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出烃汽后成为热低分油s210l；
[0090]
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油s210l的物流降压后在操作压力为负压的条件下分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；
[0091]
浆液减压闪蒸汽进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出2个或多个窄馏分油；
[0092]
浆液减压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出至少一部分蜡油组分后成为减压分离过程底油shc-vr；
[0093]
存在或不存在部分基于减压分离过程底油shc-vr的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应，循环油r-shc-vr的重量流率与烃原料r10f的重量流率之比称为循环比k100；
[0094]
⑸
在冷高压分离过程s130，基于高分气s110v的物流分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l；
[0095]
在冷高压分离过程s130，使用或不使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流；当使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流时，基于高分气s110v的物流与洗涤水混合后分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l、冷高分水s130w；
[0096]
至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用；
[0097]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分得到的底油作为包含柴油组分、蜡油组分的第一富柴油；
[0098]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121，与基于热低分油s210l的物流接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0099]
本发明，通常，
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；
[0100]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，循环油r-shc-vr与烃原料r10f或烃原料r10f的中间转化物混合；
[0101]
⑷
在浆液减压分离过程c3121，部分基于减压分离过程底油的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
[0102]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分、蜡油组分组成的第一富柴油；
[0103]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0104]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301，在第一柴油脱轻组分过程，第一柴油液体分离为富含石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程汽体和贫石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程底油；
[0105]
通常，至少一部分第一柴油脱轻组分过程汽体返回浆液减压分离过程c3121的分馏塔的位于第一柴油液体的排出口以上的塔段。
[0106]
本发明，通常，
⑵
在温高压分离过程s120，基于热高分气s110v的物流，分离为温高分气s120v、温高分油s120l；
[0107]
在温高压分离过程s120，使用或不使用洗涤油物料s120-wf对最后转化为温高分气s120v的气相物流进行油洗；
[0108]
在温低压分离过程s220，基于温高分油s120l的物流降压后分离为温低分气s220v、温低分油s220l；
[0109]
温低分油s220l进入浆液减压分离过程c3121；
[0110]
温低压分离过程s220包含1级分离过程或包含是串联操作的2级或多级子分离过程；
[0111]
温低压分离过程s220包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，温低压分离过程s220的上级温低压子分离过程产生的上级温低压子分离过程底油减压后进入温低压分离过程s220的下级温低压子分离过程分离为下级温低压子分离过程分离气和下级温低压分离底油；
[0112]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；
[0113]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含柴油组分的汽相接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0114]
本发明，通常，温低压分离过程s220与热低压分离过程s210联合进行；
[0115]
基于温高分油s120l的物流降压后进入热低压分离过程s210分离为温低分气s220v、温低分油s220l，温低分气s220v进入热低分气s210v中，温低分油s220l进入热低分油s210l中；或者，基于温高分油s120l的物流降压后物流与热高分油降压后物流混合在一起进入热低压分离过程s210。
[0116]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分石脑油组分以及沸点更低的组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；
[0117]
分离系统kc3301的操作方式选自下列中的一种：
[0118]
①
脱出90％重量以上的沸点低于130℃的石脑油组分；
[0119]
②
脱出50％重量以上的石脑油组分；
[0120]
③
脱出95％重量以上的石脑油组分。
[0121]
本发明，通常，各步骤的操作条件如下：
[0122]
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；
[0123]
烃原料r10f，其常规沸点高于530℃烃组分的重量浓度大于70％，同时满足以下条件中的至少一种：
[0124]
①
沥青质重量浓度大于12％；
[0125]
②
康氏残炭值高于16％；
[0126]
③
有机硫重量含量高于0.5％；
[0127]
④
有机氮重量含量高于0.15％；
[0128]
⑤
有机态金属重量含量高于0.015％；
[0129]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，烃原料r10f中的常规沸点高于530℃的烃组分的加氢裂化总重量转化率为80～98％；
[0130]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，加工或不加工分离重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p得到的主要由常规沸点高于530℃烃组分组成的减压分离过程底油；
[0131]
重油悬浮床加氢裂化反应过程r10的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0132]
⑵
热高压分离过程s110的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0133]
⑶
热低压分离过程s210的操作条件为：温度为380～455℃、压力为0.20～2.00mpa；
[0134]
热低压分离过程s210可以包含1级分离过程，也可以包含是串联操作的2级或多级分离过程；
[0135]
热低压分离过程s210包含或不包含热高分油或热高分油降压后物流的降温30～60℃的冷却稳定过程s210-hx，然后冷却稳定后物流进入闪蒸分离过程；
[0136]
⑷
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的塔顶操作压力为绝压0.002～0.020mpa；
[0137]
循环比k100为0.40～2.5；
[0138]
⑸
冷高压分离过程s130的操作条件为：温度为20～75℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0139]
⑹
在分离系统kc3301，得到的主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油含有的石脑油以及沸点更低组分重量浓度低于15％重量；
[0140]
在第一富柴油中得到柴油的分离过程，得到的第一柴油液体中的石脑油以及沸点更低组分的重量浓度低于5％重量。
[0141]
本发明，通常，
⑵
温高压分离过程s120的操作条件为：温度为285～400℃且低于热
高压分离过程s110的操作温度30～130℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0142]
温低压分离过程s220的操作条件为：温度为285～400℃、压力为0.20～2.00mpa。
[0143]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，循环比k100选自以下条件中的一种：
[0144]
①
≤0.80；
[0145]
②
0.80～1.20；
[0146]
③
1.20～1.60；
[0147]
④
1.60～2.50；
[0148]
⑤
≥2.50。
[0149]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；
[0150]
预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；
[0151]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油或预闪蒸塔c3101顶部循环冷却油形成预闪蒸塔c3101塔上部的下行回流液体，与预闪蒸塔c3101塔内上升气体进行传热、传质；
[0152]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气，得到预闪蒸塔c3101塔顶气的气相分离产物；
[0153]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油和/或基于预闪蒸塔c3101的侧线抽出油，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0154]
预闪蒸塔c3101塔顶气相分离产物，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或仅含有少量柴油组分；
[0155]
预闪蒸塔c3101轻质油分离产品，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；
[0156]
预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。
[0157]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；
[0158]
预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；
[0159]
预闪蒸塔c3101塔顶排出气，经过冷凝冷却过程进入预闪蒸塔c3101塔顶回流罐中分离为预闪蒸塔塔顶气c3101-topv、预闪蒸塔塔顶油c3101-topl；
[0160]
预闪蒸塔塔顶气c3101-topv，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或仅含有少量轻柴油组分；
[0161]
预闪蒸塔塔顶油c3101-topl，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；
[0162]
预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。
[0163]
本发明，通常，在预闪蒸塔c3101的上段，设置预闪蒸塔c3101侧线轻油抽出口，预闪蒸塔c3101侧线轻油主要由柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分，含有石脑油组分。
[0164]
本发明，通常，在预闪蒸塔c3101侧线轻油的脱轻组分过程使用第二侧线塔，预闪蒸塔c3101侧线轻油分离为富含石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体即第二侧线塔塔顶气和贫石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离液体即第二侧线塔塔底油。
[0165]
本发明，通常，至少一部分预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体返回预闪蒸塔c3101的位于预闪蒸塔c3101侧线轻油的排出口以上的塔段。
[0166]
本发明，通常，基于预闪蒸塔塔底油c3101-botl的物流c3101-botl-x，进入浆液减压分离过程c3121，进入减压分馏塔传质元件中液相物料烃组成相近的位置，与经过减压分馏塔传质元件的物料混合在一起，并与减压分馏塔内的汽相物料接触完成物流c3101-botl-x的部分或全部的汽化，然后不同沸程的馏分进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出的2个或多个窄馏分油中。
[0167]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121分离出的柴油组分和蜡油组分的混合油，用作热高压分离过程s110使用的洗涤油物料s110-wf和/或温高压分离过程s120的洗涤物料s120-wf。
[0168]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121分离出的主要有蜡油组分组成的烃油，用作热低压分离过程s210使用的洗涤油物料s210-wf。
[0169]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，与该塔段中流动的物料混合。
[0170]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段的冷却物流使用。
[0171]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段最上部的冷却物流使用。
[0172]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0173]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121循环使用，用于柴油组分的蒸发。
[0174]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0175]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内。
[0176]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0177]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，且位于循环取热油99l的下部位置。
[0178]
本发明，通常，在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循
环取热油88l；
[0179]
循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发。
[0180]
本发明，通常，在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循环取热油88l；
[0181]
循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发；
[0182]
循环取热油88l选自下列物料中的一种或几种：
[0183]
①
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以上的塔段内，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有石脑油组分，循环取热油88l的平均沸点温度低于第一柴油液体的平均沸点温度；
[0184]
②
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口等高的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l的沸程与第一柴油液体的沸程相同；
[0185]
③
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以下的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有蜡油组分，循环取热油88l的平均沸点温度高于第一柴油液体的平均沸点温度。
[0186]
本发明，通常，循环取热油99l或循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温，其中所述热高分油s110l分离过程存在的热物流，选自下列中的一种或几种：
[0187]
①
热高分油降压后形成的热物流；
[0188]
②
热低分气的分离塔系统存在的热物流；
[0189]
③
浆液减压分离过程c3121存在的热物流；
[0190]
④
温高分油降压后形成的热物流。
[0191]
本发明，通常，热高分油s110l分为第一支路热高分油s110l-1、第二支路热高分油s110l-2；
[0192]
第一支路热高分油s110l-1，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作外甩未转化渣油；
[0193]
第二支路热高分油s110l-2，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作循环油r-shc-vr去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
[0194]
第一支路热高分油s110l-1分离出的常规沸点低于540℃烃组分，与第二支路热高分油s110l-2分离出的常规沸点低于540℃烃组分，联合分离。
[0195]
本发明，通常，在冷高分油s130l或其降压闪蒸油的换热升温过程，冷高分油s130l或其降压闪蒸油与浆液减压分离过程c3121排出的热态油品和/或中段回流油和/或与浆液减压分离过程c3121排出的底油进行换热。
[0196]
本发明，通常，热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料，与含蜡油组分、含渣油
组分的石油基油品直接混合实现快速降温稳定化。
[0197]
本发明，通常，石油基油品的换热升温过程回收重油悬浮床加氢裂化生成油的分离过程的热量成为热态石油基油品，其中包含与浆液减压分离过程c3121排出的底油换热过程；
[0198]
石油基油品，先经过常压分馏过程分离出至少一部分柴油组分以及沸点更低的组分后得到石油基油品的常压分馏过程底油；
[0199]
石油基油品的常压分馏过程底油，与热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料直接混合实现热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料的快速降温稳定化。
[0200]
本发明，通常，至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用，获得循环氢气rh方式选自下列中的一种或几种：
[0201]
①
部分冷高分气s130v作为循环氢气rh使用；
[0202]
②
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气作为循环氢气rh使用；
[0203]
③
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过渗透膜分离过程分离为渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分渗透氢气作为循环氢气rh使用；
[0204]
④
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；
[0205]
⑤
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；至少一部分二级渗透氢气经过变压吸附氢气提纯过程分离为变压吸附提纯氢气和变压吸附尾气，至少一部分变压吸附提纯氢气作为循环氢气rh使用。
[0206]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301得到的第一柴油液体或第一柴油脱轻组分过程底油，其中的常规沸点介于180～350℃的烃组分的含量为85～100％重量。
[0207]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，至少一部分基于减压分离过程底油的物流降温后作为循环急冷油，返回浆液减压分离过程c3121的减压分离过程底油的缓冲空间以降低该减压分离过程底油的缓冲空间的液相的温度。
[0208]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油的物流经过或不经过加热炉增加热焓后进入操作压力为负压的分离过程。
[0209]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301的第一柴油脱轻组分过程使用的第一柴油脱轻组分分馏塔，有汽提水蒸气进入塔内传质元件的底部，或者设置塔底重沸器，实现第一柴油的脱轻烃组分目的。
[0210]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0211]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到包含石脑油组分、柴油组分的第二富柴油；
[0212]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、
柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。
[0213]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0214]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由石脑油组分、柴油组分组成的第二富柴油；
[0215]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。
[0216]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0217]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含石脑油组分的第二富柴油；
[0218]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含石脑油组分的汽相接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中；
[0219]
基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的分馏塔塔内，与产生第一柴油液体的塔内传质段排出的气相接触进行传热传质。
具体实施方式
[0220]
以下详细描述本发明。
[0221]
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
[0222]
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。
[0223]
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
[0224]
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。
[0225]
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。
[0226]
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。
[0227]
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。
[0228]
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
[0229]
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
[0230]
本发明所述石脑油组分，指的是常规沸点低于180℃的常规液体烃。
[0231]
本发明所述柴油组分，指的是常规沸点为180～350℃的烃类。
[0232]
本发明所述蜡油组分，指的是常规沸点为350～530℃的烃类。
[0233]
本发明所述渣油组分，指的是常规沸点为高于530℃的烃类。
[0234]
本发明所述的轻质烃，指的是石脑油组分以及沸点更低的烃类。
[0235]
本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
[0236]
本发明所述的重油r10f的加氢反应过程的重量化学氢耗量，指的是单位重量的重油r10f在加氢反应过程的消耗的用于化学反应的氢气的重量，比如为2.00％。
[0237]
本发明所述的重油悬浮床加氢反应过程，其悬浮床加氢反应器内的气液接触方式不受限制，可以是任意一种有效方式。
[0238]
本发明所述的重油悬浮床加氢反应过程，反应过程使用的颗粒状重油悬浮床加氢催化剂悬浮在反应过程的液相中，形成分散有催化剂颗粒的油浆，所以也可称为重油浆态床加氢反应过程。
[0239]
本发明所述的重油悬浮床加氢反应过程，其悬浮床加氢反应器通常属于上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由下向上。
[0240]
本发明所述上流式悬浮床反应器，属于上流式膨胀床反应器。
[0241]
本发明所述上流式膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度cwh与该催化剂床层的空床静置状态的高度cuh之比值kbed，通常，kbed低于1.10时称为微膨胀床，kbed介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。
[0242]
本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点k处的中间产物xk或最终产物xk中的至少一部分液相xk-l作为循环液流xk-lr返回物流xk上游反应区，循环液流xklr的反应产物流过k点并存在于xk之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
[0243]
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。
[0244]
本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形
成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。
[0245]
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
[0246]
本发明所述悬浮床加氢反应器，工作方式可以选择：
[0247]
①
悬浮床加氢反应器；
[0248]
②
悬浮床与沸腾床的组合床的加氢反应器，可以以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的沸腾床催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜沸腾床催化剂维持床层沸腾床催化剂藏量。
[0249]
本发明所述重油悬浮床加氢裂化反应过程的原料重油r10f，通常指的是主要(重量浓度大于50％)由常规沸点高于530℃烃组分组成的含沥青质的烃油，比如减压渣油、常压渣油以及几种烃物料混的合油；重油r10f由几种不同性质的分路原料油混合而成时，至少一种分路原料油含有沥青质，其它一种或几种分路原料油含有沥青质或不含有沥青质。
[0250]
本发明所述重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，通常指的是减压渣油的悬浮床加氢裂化反应过程，其目的是尽可能对重油r10f中常规沸点高于530℃烃组分实现高的裂化转化率(通常期望该裂化转化率大于90重量％或95重量％)即尽可能降低外排未转化油中常规沸点高于530℃烃组分的比率，同时尽可能提高热能回收利用效率、降低催化剂用量；当然，本发明所述重油悬浮床加氢裂化反应过程也包含除减压渣油悬浮床加氢裂化反应过程之外的其它产生高温下易热缩合烃组分的重油悬浮床加氢转化反应过程。
[0251]
通常，为了保证不同类型重油加氢反应过程的相对经济竞争力，沸腾床加氢裂化过程的原料减压渣油(含85～90％的减压渣油组分、残炭含量通常为18～23％重量)的性质较固定床加氢脱硫过程vrds的原料油(含55～65％的减压渣油组分、残炭含量通常为9～14％重量)更为苛刻，而悬浮床加氢裂化反应过程的原料减压渣油(含90～95％的减压渣油组分、残炭含量通常为22～33％重量)的性质较沸腾床加氢裂化过程的原料减压渣油的性质更为苛刻。
[0252]
悬浮床加氢裂化反应过程的原料减压渣油，其沥青质含量通常高于12％、一般高于18％、特别地高于22％，其康氏残炭值通常高于16％、一般高于27％、特别地高于33％，其有机硫含量通常高于0.5％、一般高于2.0％、特别地高于5.0％，其有机氮含量通常高于0.15％、一般高于0.30％、特别地高于0.50％，其有机金属含量通常高于0.015％、一般高于0.025％、特别地高于0.100％。
[0253]
本发明所述重油悬浮床加氢裂化生成油，指的是基于重油悬浮床加氢裂化反应产物的主要由常规液态烃组成的烃油物流；重油悬浮床加氢裂化生成油可以是1路、2路或多路烃物流，通常重油悬浮床加氢裂化生成油中至少1路烃物流含有沥青质组分，这些物流通常经过闪蒸、分馏步骤后分离为气体、沸程不同的烃类馏出油、不蒸发组分构成的底油。
[0254]
本发明所述底油，指的是闪蒸、分馏步骤后由不蒸发烃油组分组成的烃液。
[0255]
本发明所述重油悬浮床加氢裂化生成油的降温稳定，指的是重油悬浮床加氢裂化生成油在分离分馏过程的大跨度降温过程，该降温过程主要不是因为降压蒸发导致的温降，而是主要为了实现液相中沥青质组分的热安定而采取的限制性降温，其原因在于：重油
悬浮床加氢裂化生成油中的沥青质在高温(比如≥380℃)下会发生热缩合反应生成热缩合物，一旦这些热缩合物浓度超过溶解度上限，就会游离出主体溶液聚集成为第二液相即沥青质相并生成热缩合物比如软焦或焦炭，沉积物的积累将导致分馏系统被迫停工；而对于循环转化式特别是大循环比循环转化式的重油悬浮床加氢裂化工艺，生成油分离分馏过程不断产生热缩合物，将导致反应器的溶液中沥青质的循环积累增加，为了保持新鲜重油反应过程的沥青质溶液的稳定(即限制沥青质浓度值低于安全浓度值，)这在实质上将限制新鲜重油在悬浮床加氢裂化反应过程的单程转化率、总转化率。实际上，无论是重油在悬浮床加氢裂化反应过程、还是重油悬浮床加氢裂化生成油的分离分馏过程，沥青质溶液的安定性都是维持长期稳定运行必须首先保证的条件。
[0256]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程，由于原料减压渣油中的非沥青质组分比沥青质组分更容易发生加氢裂化反应，因此，减压渣油悬浮床加氢裂化反应过程必然造成未转化油中沥青质的浓缩，这意味着相同沸程的减压塔塔底油性质相比相同沸程的原料减压渣油性质要恶化的多，采用未转化油大循环比操作模式的初期反应过程溶液性质(沥青质浓度相对高)比单纯的新鲜减压渣油单程通过操作模式的反应过程溶液性质(沥青质浓度相对低)要恶化的多；另一方面，采用未转化油大循环比、减渣组分单程转化率低的操作模式的末期反应过程溶液性质(溶液芳香性组分浓度高、对沥青质的溶解能力更好)，比单纯的新鲜减压渣油单程通过、高转化率操作模式的末期反应过程溶液性质(溶液芳香性组分浓度低、对沥青质的溶解能力很差)要好一些。
[0257]
大量实验数据和生产操作数据表明，即使如意大利埃尼eni公司的est减压渣油悬浮床加氢裂化工艺这样的使用加氢性能优良的纳米级钼基催化剂的采用温和反应温度的减压渣油的悬浮床加氢裂化过程，在反应操作压力16～17mpa、操作温度420～440℃、循环尾油重量比率100～150％、新鲜减压渣油总体转化率88～95％的条件下，尾油中沥青质浓度也是新鲜减压渣油的120～160％或更高，尾油的残炭值是新鲜减压渣油的残炭值的160～200％或更高，尾油残炭值与新鲜减压渣油残炭值的比例，高于尾油沥青质浓度与新鲜减压渣油沥青质浓度的比例，这是大分子烯烃的贡献，而大分子烯烃、沥青质的热安定性均很差，即在高温(比如≥380℃)下会发生热缩合反应生成热缩合物。
[0258]
通常，本发明所述重油悬浮床加氢裂化过程，使用mos2形态重油悬浮床加氢裂化钼催化剂颗粒，由于热裂化的特征以及相对热裂化速度而言加氢饱和速度较低，必然造成大量的不饱和烯烃的存在，也必然造成部分沥青质热缩合形成氢含量更低的、更难以加氢热裂化的大分子热缩合物，在高温下、失去氢气环境的条件下，它们是会发生热缩合反应，已经被试验验证，这是本发明述重油悬浮床加氢裂化生成油需要降温稳定的理论基础。
[0259]
意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢裂化工艺，因为尾油含有大量大分子烯烃、劣质沥青质等热安定性差的组分，它们在高温状态下会产生热缩合物，同时在失去氢气分压保护后，金属硫化物(杂质金属化物、催化剂硫化钼)均具有一定程度的热裂化催化作用促使热缩合物的生成，也加剧了热缩合物的产生，因此，降压后的热高分油的分离、分馏过程不仅仅是一个物理过程，同时在高温下也是一个发生一定数量热缩合反应的化学过程，在存在大量循环尾油的操作方法中，这些热缩物在分馏过程、反应过程逐步积累，一部分随外排尾油排出装置，大部分通过循环尾油在反应、分馏系统中积累，会逐步恶化反应系统、分馏系统的液相性质，最终为了控制反应系统、分馏系统的液相性质稳定(限定沥青质浓度
低于安全值)被迫降低新鲜减压渣油反应原料的单程转化率、总体转化率。
[0260]
如上所述，减压渣油悬浮床加氢裂化装置的减压渣油总体转化率，不仅受到反应过程本质转化率的影响，也受到悬浮床加氢裂化生成油分离过程(特别是减压蒸馏过程)分离底油(沥青质浓缩液相)热安定性的影响(关联着分离、分馏过程热缩合物产量)，还受到悬浮床加氢裂化生成油分离过程循环尾油沥青质浓度(重蜡油拔出率)的影响(关联着循环油的沥青质浓度、沥青质溶剂的浓度、外排尾油产率)，并且在常规单一分馏过程中上述2个因素相互耦合。
[0261]
当悬浮床加氢裂化生成油分离过程的沥青质溶液的安定性受到威胁时(表现为热低压分离器结焦、常压塔塔底结焦、减压塔塔底结焦)，为了维持连续运转，只能被迫降低反应过程转化率，这样将增加外排未转化油的比例(即增加减压蒸馏底油的收率、降低其中催化剂浓度)，随之降低了循环油携带催化剂的比例，将增加新鲜催化剂或其前驱体的消耗量，或者被迫增加循环油量，降低加工负荷。
[0262]
反过来，从优化工艺操作的角度讲，如果能够改善悬浮床加氢裂化生成油分离过程的沥青质溶液的安定性，减少热缩合物产量，将利于延长连续运转周期、提高反应过程转化率、降低外排未转化油的比例(即降低减压蒸馏底油的收率、提高其中催化剂浓度)，随之增加了循环油携带催化剂的比例，可以降低新鲜催化剂或其前驱体的消耗量，并且可以降低循环油量、提高装置加工量。
[0263]
上述分析是建立在试验研究和生产经验的基础上的结论，因此，为了提高重油悬浮床加氢裂化生成油热安定性，必须降低其分离、分馏过程的含沥青质的热敏液相的操作温度。
[0264]
为提高重油悬浮床加氢裂化生成油热安定性而实施降温后，必然导致重油悬浮床加氢转化生成油携带的热能的移出或转移，这些热能的利用方式必然受到“重油悬浮床加氢裂化生成油降温稳定操作方式”的影响。
[0265]
在分馏过程中，热高分油中的循环油具有三重作用，一方面，循环油是一个巨量的热载体，将反应热带出反应器后，在分离、分馏过程中的安定化降温过程放热，另一方面在分馏过程的降压闪蒸过程放热；再一方面作用是在反应器内重油悬浮床加氢转化反应过程充当沥青质稳定性溶剂，即降低单程转化率，降低反应器出口液相中沥青质浓度，增加反应器出口液相中胶质、重芳烃的浓度；
[0266]
事实上，由于循环油本质上在反应过程、分馏过程不蒸发，重油悬浮床加氢转化反应器出口操作温度很高(比如420～440℃)、而减压塔闪蒸段温度较低(比如340～360℃)二者温差约60～90℃，这样循环油起着带出大量反应热的液体热载体的作用，通常由于循环油重量流率略大于原料油重量流率(或者说净生成油重量流率)，因此，循环油携带的反应热数量巨大，是一个巨大的热库，在分馏部分本质上起着以下三重作用：
[0267]
第一、将热高分油中的净反应生成油在安定化降温过程转移出的大量热能，在分离、分馏过程的蒸发吸热步骤予以放热回馈，从而提高分离、分馏过程的平衡闪蒸温度，利于提高拔出率；
[0268]
第二、用于平衡热高分油中的净反应生成油在分馏蒸发过程的大量吸热，可在相同闪蒸汽拔出率条件下，降低闪蒸步骤平衡温度，利于提高底油热安定性；
[0269]
第三、还剩余大量热能需要回收，这些热能的温位介于热高分油温度(比如420～
440℃)与安定化温度(比如380～390℃)之间，换句话说，就是如何合理回收这些高温位热能的问题。
[0270]
cn115975675a公开了一种重油悬浮床加氢转化方法，对其反应生成油kp注急冷油混合降温稳定，适用于有大循环比循环油的减压渣油悬浮床加氢裂化过程，急冷油选自含反应原料重油组分和低沸点组分的烃油、反应原料重油、kp分离出的底油，与kp间接换热转移出热量的降温方式相比优点有：
①
kp实现快速降温；
②
急冷油在kp后续蒸发过程放热可提高拔出率，流量调节灵活，最终回收后热能温位高；
③
外来急冷油可降低底油中沥青质浓度；
④
循环急冷油在安定温度下传热并可向多点灵活供热；
⑤
生成油分路用不同急冷油降温蒸馏组合操作，可降低外排尾油收率、提高热量回收效率、提高反应转化率，形成原油联合蒸馏、反应原料倒置预热、正常操作时无油品加热炉供热等工艺。cn115975675a一种重油悬浮床加氢转化方法文件记载了重油悬浮床加氢转化反应过程涉及的重油、重油悬浮床加氢转化反应反应条件(反应温度、反应压力、循环油循环比、重油悬浮床加氢转化催化剂及其用量)、重油转化率以及重油悬浮床加氢转化反应生成油的分离、分馏方法。
[0271]
本发明，本质上是构建了一种包含柴油、组分蜡油组分的混合油的蒸馏组合工艺，合理利用了重油悬浮床加氢裂化生成油中热高分油的减压分馏过程存在的含柴油组分和/或蜡油组分的待冷凝的汽相物流包含的热能(特别是冷凝潜热)，将引入其中的冷高分油的脱石脑油组分的塔底油中的柴油组分汽化，然后汽化后柴油组分冷凝为柴油。由于减少了一份巨大热量的供热，因此，也减少了一份巨大热量的取热，实现简化系统、降低能耗的显著效果，对于大规模原料加工量的重油悬浮床加氢裂化装置，经济效益巨大，且具有普遍的应用价值。
[0272]
本发明所述低级中温热指的是温度较低的中温热，高级中温热指的是温度较高的中温热，二者之间是相对关系。
[0273]
采用与本发明重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法相似的原理，自预闪蒸塔c3101轻质油分离产品进行石脑油组分与柴油组分的分离，首先，基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到包含石脑油组分、柴油组分的第二富柴油；然后，通常，第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含石脑油组分的汽相接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；通常，基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的分馏塔塔内，与产生第一柴油液体的塔内传质段排出的气相接触进行传热传质，充当该分馏段冷回流液的作用。
[0274]
以下描述本发明的特征部分。
[0275]
本发明一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，包含以下过程：
[0276]
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，主要有常规沸点高于530℃烃组分组成且含至少一部分沥青质的烃原料r10f，在氢气、重油悬浮床加氢裂化催化剂存在条件下，进行包含重油悬浮床加氢裂化反应的重油悬浮床加氢转化反应r10r转化为重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p；
[0277]
⑵
在热高压分离过程s110，基于重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p的物流，分离
为热高分气s110v、热高分油s110l；
[0278]
在热高压分离过程s110中，使用或不使用洗涤油物料s110-wf对最后转化为热高分气s110v的气相物流进行油洗；
[0279]
在热高压分离过程s110中，使用或不使用富氢气气体对最后转化为热高分油的液相物流进行气提；
[0280]
⑶
在热低压分离过程s210，基于热高分油s110l的物流降压后分离为热低分气s210v、热低分油s210l；
[0281]
热低压分离过程s210包含1级分离过程或包含串联操作的2级或多级子分离过程；
[0282]
热低压分离过程s210包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，热低压分离过程s210的上级热低压子分离过程产生的上级热低压子分离过程底油减压后进入热低压分离过程s210的下级热低压子分离过程分离为下级热低压子分离过程分离气和下级热低压分离底油；
[0283]
热低压分离过程s210包含或不包含基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx；基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx，基于热高分油s110l的物流降温实现热稳定后进入闪蒸分离过程；
[0284]
在热低压分离过程s210中，使用或不使用洗涤油物料s210-wf对最后转化为热低分气s210v的气相物流进行油洗；
[0285]
热高分油降压后物流分离为热高分油降压闪蒸汽、热高分油降压闪蒸液；
[0286]
热高分油降压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出烃汽后成为热低分油s210l；
[0287]
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油s210l的物流降压后在操作压力为负压的条件下分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；
[0288]
浆液减压闪蒸汽进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出2个或多个窄馏分油；
[0289]
浆液减压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出至少一部分蜡油组分后成为减压分离过程底油shc-vr；
[0290]
存在或不存在部分基于减压分离过程底油shc-vr的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应，循环油r-shc-vr的重量流率与烃原料r10f的重量流率之比称为循环比k100；
[0291]
⑸
在冷高压分离过程s130，基于高分气s110v的物流分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l；
[0292]
在冷高压分离过程s130，使用或不使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流；当使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流时，基于高分气s110v的物流与洗涤水混合后分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l、冷高分水s130w；
[0293]
至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用；
[0294]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分得到的底油作为包含柴油组分、蜡油组分的第一富柴油；
[0295]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121，与基于热低分油s210l的物流
接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0296]
本发明，通常，
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；
[0297]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，循环油r-shc-vr与烃原料r10f或烃原料r10f的中间转化物混合；
[0298]
⑷
在浆液减压分离过程c3121，部分基于减压分离过程底油的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
[0299]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分、蜡油组分组成的第一富柴油；
[0300]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0301]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301，在第一柴油脱轻组分过程，第一柴油液体分离为富含石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程汽体和贫石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程底油；
[0302]
通常，至少一部分第一柴油脱轻组分过程汽体返回浆液减压分离过程c3121的分馏塔的位于第一柴油液体的排出口以上的塔段。
[0303]
本发明，通常，
⑵
在温高压分离过程s120，基于热高分气s110v的物流，分离为温高分气s120v、温高分油s120l；
[0304]
在温高压分离过程s120，使用或不使用洗涤油物料s120-wf对最后转化为温高分气s120v的气相物流进行油洗；
[0305]
在温低压分离过程s220，基于温高分油s120l的物流降压后分离为温低分气s220v、温低分油s220l；
[0306]
温低分油s220l进入浆液减压分离过程c3121；
[0307]
温低压分离过程s220包含1级分离过程或包含是串联操作的2级或多级子分离过程；
[0308]
温低压分离过程s220包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，温低压分离过程s220的上级温低压子分离过程产生的上级温低压子分离过程底油减压后进入温低压分离过程s220的下级温低压子分离过程分离为下级温低压子分离过程分离气和下级温低压分离底油；
[0309]
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；
[0310]
自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含柴油组分的汽相接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽
化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。
[0311]
本发明，通常，温低压分离过程s220与热低压分离过程s210联合进行；
[0312]
基于温高分油s120l的物流降压后进入热低压分离过程s210分离为温低分气s220v、温低分油s220l，温低分气s220v进入热低分气s210v中，温低分油s220l进入热低分油s210l中；或者，基于温高分油s120l的物流降压后物流与热高分油降压后物流混合在一起进入热低压分离过程s210。
[0313]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分石脑油组分以及沸点更低的组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；
[0314]
分离系统kc3301的操作方式选自下列中的一种：
[0315]
①
脱出90％重量以上的沸点低于130℃的石脑油组分；
[0316]
②
脱出50％重量以上的石脑油组分；
[0317]
③
脱出95％重量以上的石脑油组分。
[0318]
本发明，通常，各步骤的操作条件如下：
[0319]
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；
[0320]
烃原料r10f，其常规沸点高于530℃烃组分的重量浓度大于70％，同时满足以下条件中的至少一种：
[0321]
①
沥青质重量浓度大于12％；
[0322]
②
康氏残炭值高于16％；
[0323]
③
有机硫重量含量高于0.5％；
[0324]
④
有机氮重量含量高于0.15％；
[0325]
⑤
有机态金属重量含量高于0.015％；
[0326]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，烃原料r10f中的常规沸点高于530℃的烃组分的加氢裂化总重量转化率为80～98％；
[0327]
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，加工或不加工分离重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p得到的主要由常规沸点高于530℃烃组分组成的减压分离过程底油；
[0328]
重油悬浮床加氢裂化反应过程r10的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0329]
⑵
热高压分离过程s110的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0330]
⑶
热低压分离过程s210的操作条件为：温度为380～455℃、压力为0.20～2.00mpa；
[0331]
热低压分离过程s210可以包含1级分离过程，也可以包含是串联操作的2级或多级分离过程；
[0332]
热低压分离过程s210包含或不包含热高分油或热高分油降压后物流的降温30～60℃的冷却稳定过程s210-hx，然后冷却稳定后物流进入闪蒸分离过程；
[0333]
⑷
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的塔顶操作压力为绝压0.002～0.020mpa；
[0334]
循环比k100为0.40～2.5；
[0335]
⑸
冷高压分离过程s130的操作条件为：温度为20～75℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0336]
⑹
在分离系统kc3301，得到的主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油含有的石脑油以及沸点更低组分重量浓度低于15％重量；
[0337]
在第一富柴油中得到柴油的分离过程，得到的第一柴油液体中的石脑油以及沸点更低组分的重量浓度低于5％重量。
[0338]
本发明，通常，
⑵
温高压分离过程s120的操作条件为：温度为285～400℃且低于热高压分离过程s110的操作温度30～130℃、压力为8.0～25.0mpa；
[0339]
温低压分离过程s220的操作条件为：温度为285～400℃、压力为0.20～2.00mpa。
[0340]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，循环比k100选自以下条件中的一种：
[0341]
①
≤0.80；
[0342]
②
0.80～1.20；
[0343]
③
1.20～1.60；
[0344]
④
1.60～2.50；
[0345]
⑤
≥2.50。
[0346]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；
[0347]
预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；
[0348]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油或预闪蒸塔c3101顶部循环冷却油形成预闪蒸塔c3101塔上部的下行回流液体，与预闪蒸塔c3101塔内上升气体进行传热、传质；
[0349]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气，得到预闪蒸塔c3101塔顶气的气相分离产物；
[0350]
基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油和/或基于预闪蒸塔c3101的侧线抽出油，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0351]
预闪蒸塔c3101塔顶气相分离产物，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或仅含有少量柴油组分；
[0352]
预闪蒸塔c3101轻质油分离产品，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；
[0353]
预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。
[0354]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；
[0355]
预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；
[0356]
预闪蒸塔c3101塔顶排出气，经过冷凝冷却过程进入预闪蒸塔c3101塔顶回流罐中分离为预闪蒸塔塔顶气c3101-topv、预闪蒸塔塔顶油c3101-topl；
[0357]
预闪蒸塔塔顶气c3101-topv，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或
仅含有少量轻柴油组分；
[0358]
预闪蒸塔塔顶油c3101-topl，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；
[0359]
预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。
[0360]
本发明，通常，在预闪蒸塔c3101的上段，设置预闪蒸塔c3101侧线轻油抽出口，预闪蒸塔c3101侧线轻油主要由柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分，含有石脑油组分。
[0361]
本发明，通常，在预闪蒸塔c3101侧线轻油的脱轻组分过程使用第二侧线塔，预闪蒸塔c3101侧线轻油分离为富含石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体即第二侧线塔塔顶气和贫石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离液体即第二侧线塔塔底油。
[0362]
本发明，通常，至少一部分预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体返回预闪蒸塔c3101的位于预闪蒸塔c3101侧线轻油的排出口以上的塔段。
[0363]
本发明，通常，基于预闪蒸塔塔底油c3101-botl的物流c3101-botl-x，进入浆液减压分离过程c3121，进入减压分馏塔传质元件中液相物料烃组成相近的位置，与经过减压分馏塔传质元件的物料混合在一起，并与减压分馏塔内的汽相物料接触完成物流c3101-botl-x的部分或全部的汽化，然后不同沸程的馏分进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出的2个或多个窄馏分油中。
[0364]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121分离出的柴油组分和蜡油组分的混合油，用作热高压分离过程s110使用的洗涤油物料s110-wf和/或温高压分离过程s120的洗涤物料s120-wf。
[0365]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121分离出的主要有蜡油组分组成的烃油，用作热低压分离过程s210使用的洗涤油物料s210-wf。
[0366]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，与该塔段中流动的物料混合。
[0367]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段的冷却物流使用。
[0368]
本发明，通常，至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段最上部的冷却物流使用。
[0369]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0370]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121循环使用，用于柴油组分的蒸发。
[0371]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0372]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减
压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内。
[0373]
本发明，通常，浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；
[0374]
循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，且位于循环取热油99l的下部位置。
[0375]
本发明，通常，在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循环取热油88l；
[0376]
循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发。
[0377]
本发明，通常，在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循环取热油88l；
[0378]
循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发；
[0379]
循环取热油88l选自下列物料中的一种或几种：
[0380]
①
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以上的塔段内，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有石脑油组分，循环取热油88l的平均沸点温度低于第一柴油液体的平均沸点温度；
[0381]
②
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口等高的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l的沸程与第一柴油液体的沸程相同；
[0382]
③
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以下的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有蜡油组分，循环取热油88l的平均沸点温度高于第一柴油液体的平均沸点温度。
[0383]
本发明，通常，循环取热油99l或循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温，其中所述热高分油s110l分离过程存在的热物流，选自下列中的一种或几种：
[0384]
①
热高分油降压后形成的热物流；
[0385]
②
热低分气的分离塔系统存在的热物流；
[0386]
③
浆液减压分离过程c3121存在的热物流；
[0387]
④
温高分油降压后形成的热物流。
[0388]
本发明，通常，热高分油s110l分为第一支路热高分油s110l-1、第二支路热高分油s110l-2；
[0389]
第一支路热高分油s110l-1，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作外甩未转化渣油；
[0390]
第二支路热高分油s110l-2，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作循环油r-shc-vr去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
[0391]
第一支路热高分油s110l-1分离出的常规沸点低于540℃烃组分，与第二支路热高分油s110l-2分离出的常规沸点低于540℃烃组分，联合分离。
[0392]
本发明，通常，在冷高分油s130l或其降压闪蒸油的换热升温过程，冷高分油s130l或其降压闪蒸油与浆液减压分离过程c3121排出的热态油品和/或中段回流油和/或与浆液减压分离过程c3121排出的底油进行换热。
[0393]
本发明，通常，热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料，与含蜡油组分、含渣油组分的石油基油品直接混合实现快速降温稳定化。
[0394]
本发明，通常，石油基油品的换热升温过程回收重油悬浮床加氢裂化生成油的分离过程的热量成为热态石油基油品，其中包含与浆液减压分离过程c3121排出的底油换热过程；
[0395]
石油基油品，先经过常压分馏过程分离出至少一部分柴油组分以及沸点更低的组分后得到石油基油品的常压分馏过程底油；
[0396]
石油基油品的常压分馏过程底油，与热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料直接混合实现热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料的快速降温稳定化。
[0397]
本发明，通常，至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用，获得循环氢气rh方式选自下列中的一种或几种：
[0398]
①
部分冷高分气s130v作为循环氢气rh使用；
[0399]
②
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气作为循环氢气rh使用；
[0400]
③
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过渗透膜分离过程分离为渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分渗透氢气作为循环氢气rh使用；
[0401]
④
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；
[0402]
⑤
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；至少一部分二级渗透氢气经过变压吸附氢气提纯过程分离为变压吸附提纯氢气和变压吸附尾气，至少一部分变压吸附提纯氢气作为循环氢气rh使用。
[0403]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301得到的第一柴油液体或第一柴油脱轻组分过程底油，其中的常规沸点介于180～350℃的烃组分的含量为85～100％重量。
[0404]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，至少一部分基于减压分离过程底油的物流降温后作为循环急冷油，返回浆液减压分离过程c3121的减压分离过程底油的缓冲空间以降低该减压分离过程底油的缓冲空间的液相的温度。
[0405]
本发明，通常，
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油的物流经过或不经过
加热炉增加热焓后进入操作压力为负压的分离过程。
[0406]
本发明，通常，
⑹
在分离系统kc3301的第一柴油脱轻组分过程使用的第一柴油脱轻组分分馏塔，有汽提水蒸气进入塔内传质元件的底部，或者设置塔底重沸器，实现第一柴油的脱轻烃组分目的。
[0407]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0408]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到包含石脑油组分、柴油组分的第二富柴油；
[0409]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。
[0410]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0411]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由石脑油组分、柴油组分组成的第二富柴油；
[0412]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。
[0413]
本发明，通常，
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
[0414]
基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含石脑油组分的第二富柴油；
[0415]
第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含石脑油组分的汽相接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中；
[0416]
基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的分馏塔塔内，与产生第一柴油液体的塔内传质段排出的气相接触进行传热传质。
[0417]
以下描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。
[0418]
对于氮含量高、硫含量低的重油悬浮床加氢裂化过程，为了维持起始反应过程的最低的硫化氢分压，根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或3000ppm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。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液硫或二硫化碳或二甲基二硫等。
[0419]
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。
[0420]
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离或含有固体颗粒时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环热高分油进行循环加氢。
[0421]
在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。
[0422]
加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，洗涤水用于吸收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硫化氢。在冷高压分离部分，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冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，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)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷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0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，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％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，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冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，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。
[0423]
对于重油悬浮床加氢裂化过程，因为ch4、c2h6、h2s产率巨大，通常部分或全部的冷高分气比如约30～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气可以经过psa提氢或经过“水蒸气转化制氢+psa提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。
[0424]
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，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，最好引入第一加氢反应器。
[0425]
本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。

技术特征：
1.一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，包含以下过程：
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，主要有常规沸点高于530℃烃组分组成且含至少一部分沥青质的烃原料r10f，在氢气、重油悬浮床加氢裂化催化剂存在条件下，进行包含重油悬浮床加氢裂化反应的重油悬浮床加氢转化反应r10r转化为重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p；
⑵
在热高压分离过程s110，基于重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p的物流，分离为热高分气s110v、热高分油s110l；在热高压分离过程s110中，使用或不使用洗涤油物料s110-wf对最后转化为热高分气s110v的气相物流进行油洗；在热高压分离过程s110中，使用或不使用富氢气气体对最后转化为热高分油的液相物流进行气提；
⑶
在热低压分离过程s210，基于热高分油s110l的物流降压后分离为热低分气s210v、热低分油s210l；热低压分离过程s210包含1级分离过程或包含串联操作的2级或多级子分离过程；热低压分离过程s210包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，热低压分离过程s210的上级热低压子分离过程产生的上级热低压子分离过程底油减压后进入热低压分离过程s210的下级热低压子分离过程分离为下级热低压子分离过程分离气和下级热低压分离底油；热低压分离过程s210包含或不包含基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx；基于热高分油s110l的物流的冷却降温稳定过程s210-hx，基于热高分油s110l的物流降温实现热稳定后进入闪蒸分离过程；在热低压分离过程s210中，使用或不使用洗涤油物料s210-wf对最后转化为热低分气s210v的气相物流进行油洗；热高分油降压后物流分离为热高分油降压闪蒸汽、热高分油降压闪蒸液；热高分油降压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出烃汽后成为热低分油s210l；
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油s210l的物流降压后在操作压力为负压的条件下分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；浆液减压闪蒸汽进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出2个或多个窄馏分油；浆液减压闪蒸液经过或不经过水蒸气汽提过程蒸发出至少一部分蜡油组分后成为减压分离过程底油shc-vr；存在或不存在部分基于减压分离过程底油shc-vr的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应，循环油r-shc-vr的重量流率与烃原料r10f的重量流率之比称为循环比k100；
⑸
在冷高压分离过程s130，基于高分气s110v的物流分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l；在冷高压分离过程s130，使用或不使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流；当使用洗涤水洗涤基于高分气s110v的物流时，基于高分气s110v的物流与洗涤水混合后分离为冷高分气s130v、冷高分油s130l、冷高分水s130w；
至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用；
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分得到的底油作为包含柴油组分、蜡油组分的第一富柴油；自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121，与基于热低分油s210l的物流接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，循环油r-shc-vr与烃原料r10f或烃原料r10f的中间转化物混合；
⑷
在浆液减压分离过程c3121，部分基于减压分离过程底油的物流作为循环油r-shc-vr，去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分、蜡油组分组成的第一富柴油；自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑹
在分离系统kc3301，在第一柴油脱轻组分过程，第一柴油液体分离为富含石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程汽体和贫石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程底油。4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
⑹
在分离系统kc3301，在第一柴油脱轻组分过程，第一柴油液体分离为富含石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程汽体和贫石脑油组分的第一柴油脱轻组分过程底油；至少一部分第一柴油脱轻组分过程汽体返回浆液减压分离过程c3121的分馏塔的位于第一柴油液体的排出口以上的塔段。5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑵
在温高压分离过程s120，基于热高分气s110v的物流，分离为温高分气s120v、温高分油s120l；在温高压分离过程s120，使用或不使用洗涤油物料s120-wf对最后转化为温高分气s120v的气相物流进行油洗；在温低压分离过程s220，基于温高分油s120l的物流降压后分离为温低分气s220v、温低分油s220l；温低分油s220l进入浆液减压分离过程c3121；
温低压分离过程s220包含1级分离过程或包含是串联操作的2级或多级子分离过程；温低压分离过程s220包含包含串联操作的2级或多级子分离过程时，温低压分离过程s220的上级温低压子分离过程产生的上级温低压子分离过程底油减压后进入温低压分离过程s220的下级温低压子分离过程分离为下级温低压子分离过程分离气和下级温低压分离底油；
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分常规沸点低于180℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；自第一富柴油中得到柴油的分离过程的特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含柴油组分的汽相接触并使第一富柴油中的柴油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第一富柴油的柴油组分蒸汽被冷凝为第一柴油液体。6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：温低压分离过程s220与热低压分离过程s210联合进行；基于温高分油s120l的物流降压后进入热低压分离过程s210分离为温低分气s220v、温低分油s220l，温低分气s220v进入热低分气s210v中，温低分油s220l进入热低分油s210l中；或者，基于温高分油s120l的物流降压后物流与热高分油降压后物流混合在一起进入热低压分离过程s210。7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑹
在分离系统kc3301，基于冷高分油s130l的物流脱除至少一部分石脑油组分以及沸点更低的组分，得到主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油；分离系统kc3301的操作方式选自下列中的一种：
①
脱出90％重量以上的沸点低于130℃的石脑油组分；
②
脱出50％重量以上的石脑油组分；
③
脱出95％重量以上的石脑油组分。8.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于：各步骤的操作条件如下：
⑴
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，重油悬浮床加氢裂化催化剂为固体颗粒催化剂，至少包含mo元素，mo元素在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10中的主体工作形态为m0s2；烃原料r10f，其常规沸点高于530℃烃组分的重量浓度大于70％，同时满足以下条件中的至少一种：
①
沥青质重量浓度大于12％；
②
康氏残炭值高于16％；
③
有机硫重量含量高于0.5％；
④
有机氮重量含量高于0.15％；
⑤
有机态金属重量含量高于0.015％；在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，烃原料r10f中的常规沸点高于530℃的烃组分的加氢裂化总重量转化率为80～98％；
在重油悬浮床加氢裂化反应过程r10，加工或不加工分离重油悬浮床加氢裂化反应产物r10p得到的主要由常规沸点高于530℃烃组分组成的减压分离过程底油；重油悬浮床加氢裂化反应过程r10的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
⑵
热高压分离过程s110的操作条件为：温度为380～455℃、压力为8.0～25.0mpa；
⑶
热低压分离过程s210的操作条件为：温度为380～455℃、压力为0.20～2.00mpa；热低压分离过程s210可以包含1级分离过程，也可以包含是串联操作的2级或多级分离过程；热低压分离过程s210包含或不包含热高分油或热高分油降压后物流的降温30～60℃的冷却稳定过程s210-hx，然后冷却稳定后物流进入闪蒸分离过程；
⑷
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的塔顶操作压力为绝压0.002～0.020mpa；循环比k100为0.40～2.5；
⑸
冷高压分离过程s130的操作条件为：温度为20～75℃、压力为8.0～25.0mpa；
⑹
在分离系统kc3301，得到的主要由柴油组分组成的含蜡油组分的第一富柴油含有的石脑油以及沸点更低组分重量浓度低于15％重量；在第一富柴油中得到柴油的分离过程，得到的第一柴油液体中的石脑油以及沸点更低组分的重量浓度低于5％重量。9.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：
⑵
温高压分离过程s120的操作条件为：温度为285～400℃且低于热高压分离过程s110的操作温度30～130℃、压力为8.0～25.0mpa；温低压分离过程s220的操作条件为：温度为285～400℃、压力为0.20～2.00mpa。10.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：
⑷
在浆液减压分离过程c3121，循环比k100选自以下条件中的一种：
①
≤0.80；
②
0.80～1.20；
③
1.20～1.60；
④
1.60～2.50；
⑤
≥2.50。11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油或预闪蒸塔c3101顶部循环冷却油形成预闪蒸塔c3101塔上部的下行回流液体，与预闪蒸塔c3101塔内上升气体进行传热、传质；基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气，得到预闪蒸塔c3101塔顶气的气相分离产物；基于预闪蒸塔c3101塔顶排出气的冷凝油和/或基于预闪蒸塔c3101的侧线抽出油，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；
预闪蒸塔c3101塔顶气相分离产物，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或仅含有少量柴油组分；预闪蒸塔c3101轻质油分离产品，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，基于热低分气s210v的物流进入预闪蒸塔c3101底部向上流动，与塔内回流液混合接触后，分离为预闪蒸塔塔底油c3101-botl和预闪蒸塔c3101塔内上升气；预闪蒸塔c3101塔内上升气，上行穿过预闪蒸塔c3101塔内传质元件后转化为预闪蒸塔c3101塔顶排出气；预闪蒸塔c3101塔顶排出气，经过冷凝冷却过程进入预闪蒸塔c3101塔顶回流罐中分离为预闪蒸塔塔顶气c3101-topv、预闪蒸塔塔顶油c3101-topl；预闪蒸塔塔顶气c3101-topv，主要由氢气、常规气体烃、石脑油组分组成，不含或仅含有少量轻柴油组分；预闪蒸塔塔顶油c3101-topl，主要由常规气体烃、石脑油组分、柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分；预闪蒸塔塔底油c3101-botl，主要由柴油组分、蜡油组分组成。13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：在预闪蒸塔c3101的上段，设置预闪蒸塔c3101侧线轻油抽出口，预闪蒸塔c3101侧线轻油主要由柴油组分组成，不含或仅含有少量轻蜡油组分，含有石脑油组分。14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于：在预闪蒸塔c3101侧线轻油的脱轻组分过程使用第二侧线塔，预闪蒸塔c3101侧线轻油分离为富含石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体即第二侧线塔塔顶气和贫石脑油组分的预闪蒸塔c3101侧线轻油分离液体即第二侧线塔塔底油。15.根据权利要求14所述的方法，其特征在于：至少一部分预闪蒸塔c3101侧线轻油分离汽体返回预闪蒸塔c3101的位于预闪蒸塔c3101侧线轻油的排出口以上的塔段。16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：基于预闪蒸塔塔底油c3101-botl的物流c3101-botl-x，进入浆液减压分离过程c3121，进入减压分馏塔传质元件中液相物料烃组成相近的位置，与经过减压分馏塔传质元件的物料混合在一起，并与减压分馏塔内的汽相物料接触完成物流c3101-botl-x的部分或全部的汽化，然后不同沸程的馏分进入浆液减压闪蒸汽的分离过程分离出的2个或多个窄馏分油中。17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：浆液减压分离过程c3121分离出的柴油组分和蜡油组分的混合油，用作热高压分离过程s110使用的洗涤油物料s110-wf和/或温高压分离过程s120的洗涤物料s120-wf。18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：浆液减压分离过程c3121分离出的主要有蜡油组分组成的烃油，用作热低压分离过程
s210使用的洗涤油物料s210-wf。19.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，与该塔段中流动的物料混合。20.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段的冷却物流使用。21.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：至少一部分基于第一富柴油的含柴油组分、蜡油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段中，作为该塔段最上部的冷却物流使用。22.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121循环使用，用于柴油组分的蒸发。23.根据权利要求22所述的方法，其特征在于：浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内。24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于：浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，排出循环取热油99l；循环取热油99l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口与第一柴油液体排出口以下相邻液体排出口之间的塔段内，且位于循环取热油99l的下部位置。25.根据权利要求1或2或5所述的方法，其特征在于：在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循环取热油88l；循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发。26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：在浆液减压分离过程c3121，在浆液减压闪蒸汽的分离过程，取出循环取热油88l；循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温后，返回浆液减压分
离过程c3121实现至少一部分组分的蒸发形成循环取热油88l蒸汽，循环取热油88l蒸汽或与内回流液体接触形成的二次蒸汽与基于第一富柴油的物流接触，用于基于第一富柴油的物流中柴油组分的蒸发；循环取热油88l选自下列物料中的一种或几种：
①
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以上的塔段内，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有石脑油组分，循环取热油88l的平均沸点温度低于第一柴油液体的平均沸点温度；
②
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口等高的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l的沸程与第一柴油液体的沸程相同；
③
浆液减压分离过程c3121使用的分馏塔的第一柴油液体排出口以下的位置，排出循环取热油88l，循环取热油88l含有蜡油组分，循环取热油88l的平均沸点温度高于第一柴油液体的平均沸点温度。27.根据权利要求23或25所述的方法，其特征在于：循环取热油99l或循环取热油88l与热高分油s110l分离过程存在的热物流换热升温，其中所述热高分油s110l分离过程存在的热物流，选自下列中的一种或几种：
①
热高分油降压后形成的热物流；
②
热低分气的分离塔系统存在的热物流；
③
浆液减压分离过程c3121存在的热物流；
④
温高分油降压后形成的热物流。28.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：热高分油s110l分为第一支路热高分油s110l-1、第二支路热高分油s110l-2；第一支路热高分油s110l-1，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作外甩未转化渣油；第二支路热高分油s110l-2，分离出常规沸点低于540℃烃组分后所得渣油，部分或全部用作循环油r-shc-vr去重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环反应；第一支路热高分油s110l-1分离出的常规沸点低于540℃烃组分，与第二支路热高分油s110l-2分离出的常规沸点低于540℃烃组分，联合分离。29.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：在冷高分油s130l或其降压闪蒸油的换热升温过程，冷高分油s130l或其降压闪蒸油与浆液减压分离过程c3121排出的热态油品和/或中段回流油和/或与浆液减压分离过程c3121排出的底油进行换热。30.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料，与含蜡油组分、含渣油组分的石油基油品直接混合实现快速降温稳定化。31.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：石油基油品的换热升温过程回收重油悬浮床加氢裂化生成油的分离过程的热量成为热态石油基油品，其中包含与浆液减压分离过程c3121排出的底油换热过程；石油基油品，先经过常压分馏过程分离出至少一部分柴油组分以及沸点更低的组分后得到石油基油品的常压分馏过程底油；
石油基油品的常压分馏过程底油，与热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料直接混合实现热高分油s110l降压后所得含沥青质的物料的快速降温稳定化。32.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：至少一部分基于冷高分气s130v的富氢气气体作为循环氢气rh返回重油悬浮床加氢裂化反应过程r10循环使用，获得循环氢气rh方式选自下列中的一种或几种：
①
部分冷高分气s130v作为循环氢气rh使用；
②
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气作为循环氢气rh使用；
③
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过渗透膜分离过程分离为渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分渗透氢气作为循环氢气rh使用；
④
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；
⑤
至少一部分冷高分气s130v经过脱硫化氢过程转化为脱硫化氢冷高分气，至少一部分脱硫化氢冷高分气经过二级串联操作的渗透膜分离过程分离为一级渗透氢气、二级渗透氢气和未渗透尾气，至少一部分一级渗透氢气作为循环氢气rh使用；至少一部分二级渗透氢气经过变压吸附氢气提纯过程分离为变压吸附提纯氢气和变压吸附尾气，至少一部分变压吸附提纯氢气作为循环氢气rh使用。33.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
⑹
在分离系统kc3301得到的第一柴油液体或第一柴油脱轻组分过程底油，其中的常规沸点介于180～350℃的烃组分的含量为85～100％重量。34.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
⑷
在浆液减压分离过程c3121，至少一部分基于减压分离过程底油的物流降温后作为循环急冷油，返回浆液减压分离过程c3121的减压分离过程底油的缓冲空间以降低该减压分离过程底油的缓冲空间的液相的温度。35.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
⑷
在浆液减压分离过程c3121，基于热低分油的物流经过或不经过加热炉增加热焓后进入操作压力为负压的分离过程。36.根据权利要求3或4所述的方法，其特征在于：
⑹
在分离系统kc3301的第一柴油脱轻组分过程使用的第一柴油脱轻组分分馏塔，有汽提水蒸气进入塔内传质元件的底部，或者设置塔底重沸器，实现第一柴油的脱轻烃组分目的。37.根据权利要求11或12或13所述的方法，其特征在于：
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到包含石脑油组分、柴油组分的第二富柴油；第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽
的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。38.根据权利要求11或12或13所述的方法，其特征在于：
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由石脑油组分、柴油组分组成的第二富柴油；第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中。39.根据权利要求11或12或13所述的方法，其特征在于：
⑺
在预闪蒸塔c3101系统，得到预闪蒸塔c3101轻质油分离产品；基于预闪蒸塔c3101轻质油分离产品的物流脱除至少一部分常规沸点低于120℃的烃组分，得到主要由柴油组分组成的含石脑油组分的第二富柴油；第二富柴油分离过程的特征在于：至少一部分基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，经过吸热或不经过吸热过程，进入浆液减压分离过程c3121的浆液减压闪蒸汽的分离过程，与基于浆液减压闪蒸汽的含石脑油组分的汽相接触并使第二富柴油中的石脑油组分蒸发汽化后，进入基于浆液减压闪蒸汽的汽相物流中，然后来自第二富柴油的石脑油组分蒸汽被冷凝为第九富石脑油液体；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流中的柴油组分，进入基于浆液减压闪蒸汽冷凝分离出的柴油液体中；基于第二富柴油的含石脑油组分、柴油组分的物流，进入浆液减压分离过程c3121的分馏塔塔内，与产生第一柴油液体的塔内传质段排出的气相接触进行传热传质。

技术总结
一种重油悬浮床加氢裂化产物冷高分油分离柴油的方法，重油悬浮床加氢裂化反应产物经过热高压分离过程、冷高压分离过程分离出热高分油、冷高分油；热高分油降压闪蒸后所得闪蒸浆液，降压后进入减压分离过程分离为浆液减压闪蒸汽和浆液减压闪蒸液；浆液减压闪蒸汽进入精馏过程分离出窄馏分油；冷高分油降压后所得物流分离出至少部分轻质烃后得到的底油，进入浆液减压闪蒸汽的分离过程与含柴油组分的汽相接触蒸发柴油组分，在后续分馏过程冷凝出柴油，可减少甚至取消专用柴油蒸发热源即减少高温位热能消耗，利用负压降低柴油蒸发温度将低级中温热作为蒸发潜热热源回收，可大幅度简化系统、降低投资。降低投资。


技术研发人员：何巨堂 何艺帆 马策旻 刘湘扬 王嘉恺
受保护的技术使用者：洛阳瑞华新能源技术发展有限公司
技术研发日：2023.07.07
技术公布日：2023/9/14