CN102076827A - 不使用循环气压缩机的三相加氢操作 - Google Patents

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Abstract

概括而言，本发明提供了加氢操作含烃原料(12)的方法，该方法不使用昂贵的循环气压缩机，但仍能够利用在基本三相的加氢操作区(36)中的更有效的反应系统。该方法将基本液相的加氢操作区(20)与基本三相的加氢操作区(36)以下述方式结合：在不使用氢循环或循环气压缩机的情况下，使得两个反应区(20、36)的氢需求都可由外部源提供给基本三相的反应区(36)。

Description

不使用循环气压缩机的三相加氢操作
技术领域
概括而言，本领域涉及烃流的加氢操作，更特别涉及使用三相加氢操作区加氢操作。
背景技术
石油精炼机通常通过将衍生自原油或其重馏分的含烃原料加氢操作而制造理想的产品，特别例如汽轮机燃料、柴油燃料、中间馏分、石脑油和汽油。加氢操作(hydroprocessing)可包括例如加氢裂化、加氢处理(hydrotreating)、加氢脱硫等。经受加氢操作的原料可包括常压瓦斯油、真空瓦斯油、重瓦斯油和通过蒸馏由原油中回收的其它烃流。例如，典型重瓦斯油包含显著部分的沸点高于371℃(700℉)的烃组分，且通常至少50重量％沸点高于371℃(700℉)，典型的真空瓦斯油的沸程通常为315℃(600℉)至565℃(1050℉)。
加氢操作使用含氢气体和适于特别应用的催化剂。在许多情况下，加氢操作如下实现：在三相系统(即氢气、液体烃流和固体催化剂)中，使选择的原料在反应容器或反应区中在升高的温度和压力条件下在氢气作为分离相的存在下与合适的催化剂接触。在滴流床反应器(其中整个反应器中的连续相是气态的)通常采用这种加氢操作系统。
在这种滴流床反应器中，显著过量的氢气存在于反应器中，以形成连续的气相。在许多情况下，典型的滴流床加氢裂化反应器在最高达17.3MPa(2500psig)的压力下需要最多达1685Nm3/m3(10,000SCF/B)的氢，以进行所需反应。在这些系统中，由于整个反应器中的连续相是气相，因此，通常需要大量过量的氢气，以在整个反应容器内保持该连续相。然而，在加氢操作所需的操作条件下提供这种大的气态氢供应增加了加氢操作系统的复杂性以及资金和运行费用。
为了供应和保持连续气相系统中所需量的氢，通常将来自滴流床反应器的流出物分离成含氢的气态组分和液体组分。将气态组分送入压缩机，然后再循环至反应器入口，以协助供应所需的大量氢，将反应器保持为连续气相。常规滴流床加氢裂化装置通常在最高达17.3MPa(2500psig)操作，因此，需要使用高压循环气压缩机，以在需要的升高压力下提供再循环氢。通常，这种氢再循环最多可达1685Nm3/m3(10,000SCF/B)，通过高压压缩机处理这种大量氢增加了加氢裂化装置的复杂性、提高的资金成本和提高的运行成本。通常，再循环气体系统可构成加氢操作装置成本的15至30％。
为省去昂贵的循环气压缩机，已建议使用两相加氢操作系统(即液体烃流和固体催化剂)，其中整个反应器内的连续相是液体而不是气体。这些两相系统通常仅使用溶于液相中的、足以使反应器中的液体饱和的氢，所以不需要氢气再循环，这避免了使用循环气压缩机。然而，为了确保相对于未转化油足量的氢溶于液相中以进行所需反应，通常将含氢稀释液体随进料引入，使得溶解氢与未转化油之比足够高，以便以可接受的速率完成所需反应。
尽管两相系统可不用昂贵的循环气压缩机操作，但与更常用的三相系统中的类似反应相比，未转化的油与催化剂的接触较少，因此这种两相系统中的反应通常较不有效。例如，在催化剂的量一定的情况下，在三相系统中，进料中未转化油与催化剂的接触时间显著大于液相系统中未转化油与催化剂的接触时间。通常，由于液相系统进料中的稀释剂，未转化油与催化剂的接触时间由于这么多进料是稀释剂而大大减少。因此，与三相系统相比，在催化剂的量类似的情况下，液相系统中的反应速率较不有效并降低。
发明概要
概括而言，本发明提供了加氢操作(hydroprocessing)含烃原料的方法，该方法将基本液相的加氢操作区与基本三相的加氢操作区结合。两个反应区的氢需求的供应均由主要被送入所述基本三相的加氢操作区的外部氢供应源提供。使用循环气压缩机在升高的压力向系统提供氢是不必要的，并可以省去，因而显著节约了费用，并在总体上改善了系统的资金效率，减少了需要的装置。
在一个方面中，提供了加工含烃原料的方法，所述方法将进料流送入基本液相的加氢操作区以形成第一流出物。所述基本液相的加氢操作区具有第一氢需求，并整个保持在基本连续的液相。尽管该加氢操作区为基本连续的液相，但所述第一流出物含有超过化学氢消耗的氢，使得两相最低程度地保留在反应器流出物中。将至少一部分来自液相加氢操作区的流出物送入基本三相的加氢操作区，以形成第二流出物。该基本三相的加氢操作区具有第二氢需求，所述第二氢需求有效地使所述基本三相的加氢操作区整个保持着基本连续的气相，并在第二流出物中提供过量氢。第二流出物中的过量氢含有第一氢需求(这是化学消耗所需的氢)、以及在前述第一流出物中最低程度地保持两相所需的过量氢。
在一个这样的方面中，所述第一氢需求和第二氢需求都可由外部源(例如补充氢系统)获得。所述补充氢流可以直接被供入所述三相加氢操作区，并以足以满足所述基本三相的反应区的需要的量供应。该补充氢流还以足以满足所述基本液相的加氢操作区的需要的量提供过量氢。该基本液相的烃相的这些需要包括化学氢消耗需要的氢、以及在所述第一流出物中最低程度地保持两相所需的过量氢。所述基本连续的液相反应区的氢消耗通常大于所述基本三相的反应区的氢消耗。总体装置氢需求被直接供入所述基本三相的反应区。因此，所述第一氢需求可取自存在于所述第二流出物中的过量氢。因此，本发明方法和系统满足了第一和第二氢需求，而不使用氢循环气压缩机或其它高压氢供应。
其它实施方案包括本发明方法的其它详情，例如优选的原料、催化剂和操作条件，用于仅仅提供数个实例。其它实施方案和详情在下文中公开于本发明方法各个方面的讨论中。
附图简述
附图是加氢操作系统的示例性流程图。
发明详述
本文所述方法和系统特别可用于加氢操作含有烃的含烃原料(其可含有其它有机材料)，以制备含有烃或具有较低平均沸点、较低平均分子量的其它有机原料以及降低浓度的杂质(例如硫和氮)等的产物。在一个方面中，本发明加氢操作方法将基本液相的加氢操作反应区与基本三相的加氢操作反应区结合。来自所述基本三相的反应加氢操作区的流出物含有过量氢，以在流出物中最低程度地保持两相。来自所述三相反应区的流出物被送入所述基本液相的反应区，其中流出物中的氢满足液相反应的氢需求。两个反应区的氢需求主要由外部源(该外部源将氢进料供入所述基本三相的反应区)提供，不使用氢循环气压缩机。
在另一方面中，所述基本液相的反应区提供了含烃原料的加氢处理(hydrotreatment)，在液相反应条件下从工艺流中除去显著量的杂原子和杂质(例如氢硫化物和氨化合物)。所述三相反应区进一步提供了已被加氢处理的液体工艺流的额外加氢处理或其它加氢操作(例如加氢裂化)。
当将料流基本预处理时，三相反应区可以更高效且有效地从工艺流中除去更多的杂原子或杂质，提高了三相反应器系统的效率，并减少了由于工艺流的显著污染而导致的对催化剂毒化或效率降低的担心。使用液相反应器进行初始处理的这些优点也可适用于三相反应区中的其它加氢操作处理。因此，本发明方法和系统提供了基本两相和三相的反应区的优点，不具有氢气循环压缩机所产生的额外费用和操作复杂性。
含烃原料包含可经受加氢操作和加氢裂化的矿物油和合成油(例如页岩油、柏油砂产物等)及其馏分。示例性的烃原料包括含有沸点高于149℃(300℉)的组分的烃原料，例如常压瓦斯油、真空瓦斯油、脱沥青的真空和常压残油、经加氢处理或温和加氢裂化的残油、焦化馏出物、直馏馏分、溶剂-脱沥青的油、热解衍生的油、高沸点合成油、循环油和催化裂化器馏分。一种优选的原料是瓦斯油或具有至少50重量％、优选至少75重量％的沸点高于371℃(700℉)的组分的其它烃馏分。例如，其它优选的原料含有沸点为288℃(550℉)的烃组分，所述组分的至少25体积％沸点为315℃(600℉)至565℃(1050℉)。其它适合的原料可以具有较大或较小比例的沸点在该范围内的组分。
在本发明方法和系统的这些方面中，提供了由一种或多种含烃原料组成的液体含烃进料流。如下所述，该进料流可以用来自所述基本液相的加氢操作区的液体含烃流出物的含氢部分以及来自所述三相反应区的氢供应来补充，以确保满足所述基本液相的反应区的氢需求。所述基本液相的反应区的氢需求是化学氢消耗所需的氢加上将反应器流出物最低程度地保持为两相所需的过量氢。可以在第一基本液相的加氢操作区上游将加入的液体流出物和加入的氢与含烃进料流混合。
在其它方面中，添加的氢料流可被供入基本液相的加氢操作区，并可由其它源(例如补充氢源)提供。添加的液体流出物是由基本液相的反应区的流出物得到的液体再循环流。这种液体再循环可充当液体进料流中的稀释剂，以确保存在相对于未转化油的足够的溶解氢，并可能由于液体再循环流中的溶解氢而有助于满足基本液相的反应区的氢需求。
首先将液体含烃进料流引入所述基本液相的加氢操作区，所述液体含烃进料流可包括含烃原料、液体再循环流出物和添加的氢的混合物。优选地，在一个方面中，具有第一氢需求的所述第一基本液相的反应区在整个区保持着基本连续的液相，如下所述。
在这一方面中，液相反应区是在加氢处理条件下操作以制备第一流出物的基本液相的加氢操作区，所述第一流出物包括硫化氢、氨和最小程度过量的氢(使得在反应区流出物中存在两相)。在该方面，加氢操作区的液相加氢处理反应条件可包括204℃(400℉)至482℃(900℉)的温度、3.5MPa(500psig)至16.5MPa(2400psig)的压力、0.1hr-1至10hr-1的新鲜含烃原料的液体时空速，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。取决于具体进料、催化剂和所需流出物料流的组成，也可以使用其它条件。
在所述基本液相的加氢操作区中，第一氢需求基本通过溶于液体进料流中的氢满足，并且在主要对从烃原料中除去杂原子(例如硫和氮)为活性的合适催化剂的存在下使用。在这一面，适用于本发明中的加氢操作催化剂是常规加氢处理催化剂，包括在高表面积载体材料(优选氧化铝)上的包含至少一种VIII族金属(优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选钼和钨)的那些。
其它合适的加氢处理催化剂包括沸石类催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在另一方面，相同反应容器中可使用多于一种的加氢处理催化剂。在该方面，VIII族金属通常以2至20重量％、优选4至12重量％的量存在。VI族金属将通常以1至25重量％、优选地2至25重量％的量存在。
在又一方面，进入所述基本液相的加氢操作区中的液体进料流在被引入基本液相的加氢操作区之前基本被氢饱和。在该方面，所述第一氢需求如下得到满足：向进料流添加一定量的氢，超过使液体饱和所需的氢，使得进入所述基本液相的加氢处理区中的液体进料流始终具有小的气相。在这一方面，该小的气相(其由于添加到进料流中的氢的量造成)足以随着反应进行在整个液相反应区中的液体中使溶解的氢基本保持在恒定水平。
因此，当进料的处理在液相反应区中进行并消耗溶解氢时，在所述小的气相中存在足够的额外氢，以连续提供溶解返回液相中的额外氢，以提供基本恒定水平的溶解氢(例如，通常由例如亨利定律提供)。因此，甚至当反应消耗溶解氢时，反应区中的液相也可保持基本被氢饱和。这种基本恒定水平的溶解氢是有利的，因为它在液相反应器中提供了大致恒定的反应速率，并可克服在现有液相系统中可能是问题的氢缺乏。
在这些方面，添加到进入加氢处理区的进料流中的氢的量通常为从使得料流饱和的量至其中料流通常处于液相至气相的过渡、但其具有的液相仍大于气相的量(基于操作条件)。在一方面，例如，氢的量优选为饱和进料流的100至150％，在其它情况下，为饱和的125至150％。在又一些方面，氢的量可以为饱和的最高达500％至饱和进料流的5000％。
在一些情况下，所述基本液相的加氢处理区通常具有大于加氢处理区中反应器体积的10％的氢气，在其它情况下，大于加氢处理区中反应器体积的25％的氢气。在这一方案的一个实例中，将17至135Nm3/m3(100至800SCF/B)氢加入进入所述基本液相的加氢处理区的液体进料流中，以在整个液相反应器中保持基本恒定的氢饱和，以使得加氢处理反应可以进行。然而，可以理解，添加到进料中的氢的量可根据进料组成、操作条件、所需产出和其它因素而变化。
在保持基本液相的连续系统时，添加到进料流中的氢的相对量依赖于含烃原料的具体组成、所需转化速率、反应区温度和压力、和相关条件。氢的合适量依赖于提供所需反应效率和有效性、并保持基本液相的连续相所需的量。
在上述加氢处理反应区中发生的反应期间，氢必然被消耗。在一些情况下，混入进料中的超出饱和所需氢的额外氢可代替被消耗的氢，以通常维持反应。在其它情况下，也可通过一个或多个氢入口点将额外的氢加入系统中。就这点而言，控制在这些位置加入的氢的量，以确保系统作为基本液相的连续系统运行。例如，使用反应器入口点加入的氢的额外量通常是保持氢饱和水平的量，在一些情况下，是如上所述的超过饱和的量。这种进一步添加的氢可由获自三相反应区的氢流供应、由补充氢源供应、或由不需要氢循环压缩机的其它源供应。
优选地，将来自第一基本液相的反应区的流出物送入分离区，例如高压闪蒸器，在此可将在所述基本液相的加氢操作区中形成的任何蒸气与液相分离。一种方式是：高压闪蒸器在232℃(450℉)至468℃(875℉)的温度、3.5MPa(500psig)至16.5MPa(2400psig)的压力操作，以分离这些料流。配置该分离区以分离任何蒸气材料(例如气态氢、硫化氢、氨和/或C1至C4气态烃，等等)，然后可将其送入回收系统中。通常，在所述经分离的液流中的任何溶解氢在分离区的压力和温度下保持溶于其中。
在上述的一个方面中，可将由上述闪蒸器获得的液流(其含一定量的溶解氢)再循环回进入所述基本液相的加氢处理区的液体含烃进料流中，从而为进料流提供稀释剂和氢源。在这一方面，新鲜含烃原料与再循环液体(即液相含烃流出物)之比可以为1∶0.5至1∶10，在其它情况下可以为1∶0.5至1∶5。因此，通过将此再循环液体(其中已溶解有一定量的氢)混入进入所述基本液相的加氢处理区的液体进料流中，可以减少必须供应并加入液体进料中、或可以直接供入所述液相加氢处理反应区中以满足该区的氢需求的来自其它来源的附加氢的量。
在本发明方法和系统的另一方而，将至少一部分来自高压分离器的液体流出物向下游送入基本三相的加氢操作区中，以进一步处理。该基本三相的加氢操作区具有下述氢需求：该氢需求有效地使所述基本三相的加氢操作区在整个反应区保持着基本连续的气相，并在第二流出物中提供过量氢。第二流出物中的过量氢包含第一氢需求(这是化学消耗所需的氢)加上最低程度地在上述第一流出物中保持两相所需的过量氢。所述基本三相的加氢操作区例如可以是加氢处理区、加氢裂化区、或形成第二流出物的其它转化区，所述第二流出物由于所述基本三相的区在连续气相中操作而含有过量氢。
在这一方面，所述基本三相的加氢操作区的进料包括一部分来自第一基本液相的反应区的液体流出物(在该流出物经受上游高压分离器以后)。可以将所述经分离的液体流出物与一定量的由外部氢源(例如来自补充氢系统的富氢气流)提供的氢结合。优选地，加入液体流出物流中的氢足以供应所述基本三相的反应区的氢需求，并提供来自三相反应区的第二流出物中的过量氢。如上所述，可将该过量氢与第二流出物分离，并用于向第一液相反应区的进料或液相反应区本身提供氢料流。
在一个方式中，所述基本三相的反应区是第二阶段加氢处理反应区，其以滴流床反应器形式运行，使用84至253Nm3/m3(500至1,500SCF/B)氢，且不使用再循环气流或再循环气压缩机提供第二氢需求。在该方式中，所述第二阶段加氢处理反应器降低了初始含烃进料中硫和氮的浓度，并优选包括与上述类似的催化剂和操作条件。
在这一方面，由于其在液相反应器区中的处理，被送入所述基本三相的加氢操作区的液体流出物已除去了显著量的、在一些情况下大部分的杂原子和杂质，例如氢硫化物和氨化合物。因此，三相加氢处理反应器中工艺流的处理更有效，因为硫化氢或催化剂床的其它毒化的可能性降低了。由于类似的原因，三相反应器的氢需求可降低，因而不需要氢循环压缩机提供三相反应器所需的大量氢流。所述基本液相的反应器中产物处理的这些优点也适用于三相反应器中的其它加氢操作方法。
在另一方面，所述基本三相的反应区是加氢裂化反应区，例如温和加氢裂化区，其也以滴流床形式运行，使用84至253Nm3/m3(500至1,500SCF/B)氢，且不使用再循环气流或再循环气压缩机提供三相反应区所需的氢需求。在这些方面每一个中，三相反应区的氢需求(如下进一步描述，其大于液相反应区的需求)在一个方面中仅由外部氢源(例如氢补充系统)供应。
如果所述基本三相的加氢操作区是上述加氢裂化区，则该区可含一种或多种加氢裂化催化剂。取决于所需产出，加氢裂化区可含一个或多个相同或不同催化剂的床。在一个方面，例如当优选的产物是中间馏分时，优选的加氢裂化催化剂使用与一种或多种VIII族或VIB金属氢化组分结合的无定形基物或低水平沸石基物。在另一方而，当优选的产物在汽油沸程内时，加氢裂化区含下述催化剂：该催化剂通常包含任何结晶沸石裂化基物，其上沉积较小比例的VIII族金属氢化组分。
沸石裂化基物在本领域中有时被称作分子筛，通常由硅石、氧化铝和一种或多种可交换阳离子(例如钠、镁、钙、稀土金属等)构成。它们进一步通过具有4至14埃(10-10米)相对均匀直径的晶体孔来表征。优选地，使用3至12的较高硅石/氧化铝摩尔比的沸石。自然界中存在的合适沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如B、X、Y和L晶型，例如合成八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是晶体孔径为8至12埃(10-10米)、其中硅石/氧化铝摩尔比为4至6的那些。属于优选类别的沸石的一个实例是合成Y分子筛。
天然存在的沸石通常已知为钠形式、碱土金属形式或混合形式。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂化基物，优选地，使大部分或所有初始沸石类单价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热，以将与沸石相结合的铵离子分解，在其位置留下氢离子和/或交换位点(其实际上已通过进一步除去水而被除去阳离子)。具有该性质的氢或“除去阳离子的”Y沸石更特别地描述于US 3,130,006B1中。
混合多价金属氢沸石可通过首先与铵盐离子交换、然后与多价金属盐部分后交换、然后煅烧而制备。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过碱金属沸石的直接酸处理而制备。在一个方面，优选的裂化基物是基于初始离子交换能力的至少10％、优选至少20％的金属阳离子不足的那些。在另一面，理想和稳定类别的沸石是其中氢离子满足至少20％离子交换能力的那种。
作为氢化组分用于本发明优选加氢裂化催化剂中的活性金属是VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，其它助催化剂也可与其联合使用，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中氢化金属的量可在宽范围内变化。宽泛而言，可以使用0.05重量％至30重量％之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05至2重量％。
掺入氢化金属的方法是使沸石基材料与适合的所需金属化合物(其中金属以阳离子形式存在)的水溶液接触。在加入所选择的氢化金属以后，将所得催化剂粉过滤，干燥，与需要时添加的润滑剂、粘合剂等一起粒化，并在空气中在例如371至648℃(700至1200℉)的温度煅烧以将催化剂活化并使铵离子分解。或者，可以先将沸石组分粒化，然后添加氢化组分，并通过煅烧而活化。
前述催化剂可以以未稀释的形式使用，或可将粉化的沸石催化剂与比例为5至90重量％的其它相对较不活性的催化剂、稀释剂或粘合剂(例如氧化铝、硅胶、硅石至氧化铝共凝胶、活性粘土等)混合并共粒化。这些稀释剂可以原样使用，或它们可含有较小比例的所加入的氢化金属，例如VIB族和/或VIII族金属。
在本发明方法中也可以使用附加金属助催化的加氢裂化催化剂，其包含例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更完全地描述于US 4,363,718B1(Klotz)中。
与加氢裂化催化剂接触的加氢裂化在氢的存在下、并保持基本气相的连续系统并优选在加氢裂化条件下进行。这种反应可在加氢裂化条件下操作的滴流床反应器中完成。一种方法是：所述加氢裂化条件可包括232℃(450℉)至468℃(875℉)的温度，3.5MPa(500psig)至16.5MPa(2400psig)的压力和0.1至30hr-1的液体时空速(LHSV)。在一些方面，加氢裂化反应提供了向较低沸点产物的显著转化，该转化可以是至少5体积％的新鲜原料向沸点低于第二反应区进料的产物的转化。在其它方面，加氢裂化区中每程转化率为15至70％，优选每程转化率为20至60％。因此，沸点在含烃原料范围内的未转化烃与含烃原料之比为1∶5至3∶5。在一个方面，本发明方法适于制备石脑油、柴油或任何其它所需较低沸点的烃。
在本方法的另一方面，将来自所述基本三相的加氢操作区的流出物送入第二高压分离器，以将蒸气流与产物流分离，所述产物流可包括LPG组分、轻石脑油和重石脑油、例如煤油和柴油的馏分、以及未转化油或经加氢处理的真空瓦斯油。在一个方面，所述第二高压分离器也可以是在232℃(450℉)至468℃(875℉)的温度、3.5MPa(500psig)至16.5MPa(2400psig)的压力操作的高压闪蒸器，以分离这些料流。配置该第二分离区以分离任何蒸气材料(例如气态氢、硫化氢、氨和/或C1至C4气态烃等)。
根据需要，可将来自所述三相加氢操作区的蒸气流进一步分离并去除杂质，以形成富氢蒸气流。如上所述，之后可将该料流与所述基本液相的加氢操作反应区的液体进料(进料组分)混合。加入液体进料流中的富氢蒸气流构成了所述基本液相的反应区的氢气需求供应。
在另一方面，所述基本三相的反应区在比所述基本液相的反应区更高的压力下运行，从而可以利用它们之间的压降将分离的富氢蒸气相送至液相反应区。这样，不需要泵、压缩机和其它流体输送装置将氢供入所述基本液相的反应区中。一种方法是：所述基本三相的反应区在比所述基本液相的反应区的压力高至少0.69MPa(100psi)、在一些情况下高0.69MPa(100psi)至1.03MPa(150psig)的压力下运行。然而，压力差将取决于加工的各种进料、所需产出和其它因素。
在本发明所述方法的另一方面，第一氢需求，即保持基本连续液相反应区的活性所需的氢需求，通常小于、在一些情况下显著小于在整个所述基本三相的反应区中保持基本连续的气相的第二氢需求。由于第一氢需求可部分地通过从来自基本三相的反应区的流出物中取得的过量氢满足，因此，在所述三相反应区中保持连续气相所需的大的氢供应还提供了在第二流出物中携带的过量氢。第二流出物中的过量氢提供了或可部分提供所述基本连续的液相反应区的氢需求。
在替代性的方面，得自外部氢源(其可以是氢补充系统)的氢需求可以在所述基本液相的加氢操作区的进料与所述基本三相的加氢操作区的进料之间分配。在一个方面50至100％、在其它方面75至100％的补充氢可供入所述基本三相的加氢操作区，其余的补充氢可供入所述基本液相的反应区的进料中。尽管这种方式可如上所述不用循环气压缩机操作，但由于三相反应区中氢的量减少，因此，与用料流32将所有来自氢补充系统的添加的氢先提供给所述基本三相的反应区相比，该替代性方法不那么有效，并可能倾向于增大各种杂质(例如氨和硫化氢)的分压，并可降低该区中各种催化剂的效力。
附图详述
关于附图，下文将更详细地描述不使用循环气压缩机、但仍得到三相操作的效率的典型加氢操作方法。本领域技术人员可理解，没有描述或显示上述方法的每一个特征，例如泵、装置、热交换和回收装置、冷凝器、压缩机、闪蒸罐、供料槽、和传统上用于烃转化方法工业实施方案中的其它辅助或杂项工艺装置。可以理解，该伴随装置可用于如本发明所述流程的工业实施方案中。该辅助或杂项工艺装置可由本领域技术人员得到和在不实施过多实验的情况下设计。
参照附图，其显示了集成加工单元10，其中经由管线12将含烃原料(其优选包含常压瓦斯油、真空瓦斯油或重瓦斯油)引入工艺中，并与一部分下文所述经由管线14输送的基本液相的加氢处理区流出物混合。经由管线16提供富氢的气流，并也与原料12合并，所得混合物是经由管线18输送的液体进料流，并被引入在一个或多个反应容器中的基本液相的加氢处理区20。如果需要，可将额外的氢经由反应器容器中的任选的注入点引入基本液相的加氢处理区20。
经由管线22将所得流出物流从加氢处理区20中移除，并经由管线22输送至分离区24，以经由管线26从分离区24中分离含氢、氢硫化物和氨化合物的蒸气流并回收。经由管线28将含转化烃的液流从分离区24中移除，并将其一部分如前所述经由管线14再循环至原料12中。在一个实施方式中，新鲜原料12与循环液14之比为1∶0.5至1∶10。
将一部分液流28分离到管线30中，并以保持基本气相连续系统的量与经由管线32提供的富氢的气流合并。在如前所述不使用氢循环和相关压缩机的情况下，管线32中的氢量通常足以满足第一和第二氢需求。经由管线34输送所得混合物，并将其引入基本气相的连续反应区36(例如加氢处理区或加氢裂化区)。如果需要，可经由需要时的任选入口点将额外的氢提供给反应区36。
经由管线38将所得流出物流从反应区36中移除，并经由管线38输送至第二分离区40中，以除去可能在加氢处理或加氢裂化反应器的条件下闪蒸的任何较轻产物。经由管线42将富氢的气流从分离区40中移除，并如前所述经由管线16再循环至原料12中。经由管线46将含转化烃的液流从分离区40中移除。可经由管线46将取出的液体产物在分离区40的底部虹吸出。
图的上述描述清楚阐明了本发明所述方法包含的优点和使用该方法提供的好处。另外，附图只为了阐明本发明所述方法的仅一个典型流程图，其它方法和流程也是可能的。应当进一步理解，本领域技术人员可在附属权利要求表述的方法原理和范围内就本发明已描述和阐明以解释方法特征的详情、原料和部件和组分排列作出各种变化。

Claims (10)

1.加工含烃原料(12)的方法，包括：
将进料流(18)送入基本液相的加氢操作区(20)以形成第一流出物(22)，所述基本液相的加氢操作区(20)具有第一氢需求；
将至少一部分第一流出物(22)送入基本三相的加氢操作区(36)以形成第二流出物(38)，所述基本三相的加氢操作区(36)具有第二氢需求，所述第二氢需求有效地使所述基本三相的加氢操作区(36)整个保持在基本连续的气相，并在第二流出物(38)中提供过量氢；
从外部补充氢系统供应氢流(32)，以提供所述第二氢需求；和
将存在于第二流出物(38)中的过量氢从基本三相的加氢操作区(36)中分离，作为氢流(16)，并将该氢流送入基本液相的加氢操作区(20)，以为所述第一氢需求提供氢供应。
2.权利要求1的方法，进一步包括：
将第一流出物(22)分成第一液体流出物(28)和第一蒸气流出物(26)，第一液体流出物(28)中溶有一定量的氢；
将一部分第一液体流出物(28)再循环至加入基本液相的加氢操作区(20)的进料流(18)中；和
将第二流出物(38)分成富氢蒸气流(42)和含烃产物流(44)，将所述富氢蒸气流送入所述基本液相的加氢操作区，其中再循环的第一液体流出物(14)和富氢蒸气流(42)中溶解的氢提供了满足所述第一氢需求的氢供应。
3.权利要求1的方法，其中所述外部补充氢系统在不使用循环气压缩机的情况下提供第二氢需求。
4.权利要求1的方法，其中所述第一氢需求用氢使进入液相反应区(20)的进料流(18)过饱和。
5.权利要求1的方法，其中基本三相的加氢操作区(36)在比基本液相的加氢操作区(20)的压力高至少0.69MPa(100psi)的压力操作。
6.权利要求5的方法，其中满足第一氢需求的氢流(16)通过基本三相的加氢操作区(36)与基本两相的加氢操作区(20)之间的压降提供。
7.权利要求1的方法，其中基本液相的加氢操作区(20)是加氢处理区。
8.权利要求1的方法，其中基本三相的加氢操作区(36)包括基本三相的加氢处理区。
9.权利要求1的方法，其中基本三相的加氢操作区(36)包括基本三相的加氢裂化区。
10.权利要求1的方法，其中将高于第二氢需求至少10％的额外的氢加入基本三相的加氢操作区(36)。
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