CN102112584A - 多阶段加氢处理工艺及设备 - Google Patents

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Abstract

提供了一种加氢处理含烃原料流的方法和装置。在一方面，该方法包括提供两个或更多顺序排列的加氢处理阶段，各加氢处理阶段具有需要氢的加氢处理反应区，并且各阶段与在前阶段流体连通。提供氢源，其基本上不含有来源于氢循环气压缩机的氢。将含烃原料料流根据各加氢处理阶段而分离成各部分新鲜原料，和第一部分新鲜原料。在一个实施方案中，仅仅加热第一加氢处理反应阶段。加入的第一加氢处理反应区的加热的第一部分新鲜原料被提供了足以满足基本上所有加氢处理阶段的全部氢需求的氢。在进入第二阶段之前，将第二部分新鲜原料与在前阶段的排出物进行混合。

Description

多阶段加氢处理工艺及设备
发明领域
本发明涉及烃料流的加氢处理，并更特别地，涉及使用多阶段加氢处理的加氢处理工艺。
发明背景
石油精炼生产商通常特别是通过对从原油或其重馏分中衍生出的含烃原料进行加氢处理来生产合适的产物，诸如汽轮机燃料、柴油机燃料、中间馏分、石脑油和汽油，等等。加氢处理(hydroprocessing)包括，例如，加氢裂化、氢化(hydrotreating)、加氢脱硫等等。进行加氢处理的原料可以包括真空瓦斯油、重瓦斯油、和其他通过蒸馏从原油中回收的烃料流。例如，典型的重瓦斯油含有大量的沸点高于371℃(700°F)的烃组分，通常至少50重量％沸点高于371℃(700°F)。典型的真空瓦斯油通常的沸程在315℃(600°F)到565℃(1050°F)之间。
加氢处理指的是，在合适的(一种或多种)催化剂以及含氢气体存在下，将原料进行反应，来转化原料中的组分成为其他形式，来从原料中除去污染物等等。在许多情况下，加氢处理通过如下方式完成，在升温和加压的条件下，在实际上三相(即，氢气，实际上液态的烃类料流，和固体催化剂)的体系中在作为独立相的氢的存在下，将选择好的原料与合适的催化剂在反应容器或反应区中接触。所述加氢处理设备通常采用喷淋床反应器，其中贯通反应器的连续相为气相。
在所述喷淋床反应器中，在反应器中存在相当过量的氢气来形成连续气相。在许多情况下，典型的喷淋床加氢裂化反应器需要最多达1685Nm3/m3(10,000SCF/B)的氢，其压力高达17.3MPa(2500psig)来实现所需要的反应。在这些设备中，因为贯穿反应器的连续相是气相，一般需要大量的过量氢来保持该连续相贯通整个反应容器。然而，在加氢处理需要的操作条件下提供这样大量的氢给加氢处理设备增加了操作的复杂性和成本以及费用。
一般地，为了在连续气相体系中供应并维持该需要量的氢，将来自反应器回路，诸如喷淋床反应器，的排出物，进行分离，成为含有氢的气体组分和液体组分。使用氢循环气压缩机来再循环分离氢，回到反应器回路入口，来辅助供应所需要的大量氢气，以便保持反应器的连续气相。由于化学上消耗的氢，循环气压缩机通常在加氢处理单元内部再循环的氢，其量显著超过了反应器回路中使用的氢。循环气压缩机与从通用炼油厂供氢单元来提供氢的补充气压缩机不同。
例如，普通的喷淋床加氢处理单元一般地在高达17.3MPa(2500psig)下进行操作，并因此，需要使用高压循环气压缩机来在必需体积和升高压力下提供循环氢。常常，此类氢循环可以最多达1685Nm3/m3(10,000SCF/B)，并且通过高压空气压缩机加工处理这样大量的氢，增加了加氢处理单元的复杂性、增加了成本和操作费用。一般地说，再循环气体设备可以占加氢处理单元费用的15到30百分比之多。
为了消除昂贵的循环气压缩机，已经建议使用两相体系，其使用被加工产物料流的通过加氢处理单元返回的液体循环。循环产物基本上是惰性的，并能够作为新鲜原料的稀释剂，以及作为氢载体。然而，所述体系，需要大量的产物来提供循环产物对未处理原料的理想的比率。保持循环产物对未处理原料的这样的大比率，导致了在涉及较大加氢处理单元上的困难。在许多情况下，混合的循环产物和未处理原料流可超过单元的单个处理序列的容量限制。因此，此类单元增加了大容量循环泵和类似设备的附加费用以及相关的操作问题来允许这样大的体积流。
在两相体系可以操作而不需要费用昂贵的循环气压缩机的同时，在此类两相体系中的反应一般会比在更普遍的基本上三相的类似反应中效率更低，在未转化油和催化剂之间的接触时间更短。例如，对于一定量的催化剂，在原料中的未转化油与催化剂在基本上三相的体系中的接触时间显著大于未转化油与催化剂在液相体系中的接触时间更长。一般地，由于在原料的液相体系中的稀释剂，未转化油与催化剂的接触时间显著降低，因为这么多的原料被稀释。结果，在液相体系中的反应速率更低效，与在基本上三相体系的具有同样量的催化剂的反应速率相比降低了。
发明概述
这里提供了一种加氢处理含烃原料的方法和体系，其利用分阶段的加氢处理反应区来顺序地处理含烃原料。原料一般被分成数个部分，将初始部分导入到第一加氢处理反应区。第二原料部分与第一加氢处理反应区的排出物进行混合，然后提供给第二加氢处理反应区。以相同的方式，在后续的加氢处理反应区中加工处理附加的部分。在一方面，氢源，诸如来自补充氢加压系统的氢，以足够提供第一加氢处理区、各个后续的加氢处理反应区所需的氢，以及足够过量以最低程度保持来自上次加氢处理区的排出物作为两个相的氢的量，来提供给到第一加氢处理反应区的含烃原料
在这一方面，各加氢处理反应区的氢被携带在加入第一反应区的加料中。第二和后续区的原料包含先前反应区的处理过的排出物，其作为稀释剂和氢源，一部分未处理的原料提供给第二和后续的反应区进行加氢处理。在一个所述方面，处理过的排出物对未处理的原料的比率是低于2.5比1，在其他方面，一般最最多达3比1。因此，相当大量的氢能够通过加工处理流携带到各个加氢处理反应区来为那些反应区提供所需要的氢。
在另一所述方面，加工处理流的氢含量至少在初始反应区足够保持基本上三相的加氢处理区(氢气相，液体加工处理流和固体催化剂)。由于氢在各后续反应区被消耗，加工处理流的氢含量连续降低，使得一个或多个后续反应区基本上完全为液相反应区。然而，超过全部化学氢消耗量的一部分氢被提供，以保持在上一反应区出口的蒸气相。在各个所述方面，不需要使用循环气压缩机来给各反应区提供所需要的氢，因此实现了显著的成本节约和设备的操作效率提高。
在另一方面，提供了一种多阶段加氢处理方法和装置，其使用了如上所述的顺序的加氢处理反应区。在所述方面，由于在区中的反应的放热，在一个或更多反应区，在加工处理流通过催化剂时，其温度升高。得自各所述反应区的热的排出物可以与用于下一个下游加氢处理反应区的一般地处于比排出物更低的温度的新鲜原料进行混合。因此，新鲜原料可用来降低进入后续反应区的混合后的加工处理流的温度。因此，在这一方面，新鲜原料的温度，催化剂在各区的分布，以及新鲜原料流在各区的分布，均可进行选择，使得混合后的加工处理流的温度处于所有加氢处理反应区进行有效工作所需的温度。
在另一方面，这里提供了一种加氢处理含烃原料的方法和装置，其利用分阶段的加氢处理反应区来顺序地处理含烃原料。原料一般被分成数个部分，将初始部分加热并导入到第一加氢处理反应区。将第二原料部分不进行加热，并与第一加氢处理反应区的排出物进行混合以进行骤冷。然后将混合物提供给第二加氢处理反应区。在这一方面，各加氢处理反应区的氢被送入第一反应区的加热的反应器加料所携带。第二和后续区的原料包含先前反应区的处理过的排出物，其作为稀释剂和氢源。第二和后续区的原料也包含一部分未加热的、未处理的原料，其提供给第二以及可能的后续反应区，其作为骤冷剂来控制反应区进料温度。在一个所述方面，未处理的原料对处理过的排出物的比率是低于1，在其他方面，不超过0.5或者不超过0.1。因此，相当大量的氢能够通过加工处理流从在前氢化区携带到各个加氢处理反应区来为那些反应区提供所需要的氢。
正如上述的方法和设备，仅仅在加工处理开始的时候加入氢，其量足以提供各加氢处理反应器区需要以及为了最低程度保持反应器排出物为两相需要的附加量的氢。当在加工处理开始时加入这些氢时，加入到第一反应区的新鲜原料部分保证了反应区为基本上三相的反应区。在加工处理流中的氢在各个反应区被消耗，并由此使得后续的反应区可以是基本上液相的反应区。所述反应区贯穿全部地处于基本上的液相。因此，这些方面还几乎消除了对氢循环气压缩机的需求以及随之而来的成本和其他低效因素。
在另一方面，处理过的排出物对未处理的新鲜原料的比率可以是重要的，并在不同反应阶段是不同的，例如比率可低到0.5比1，超过2.5比1，或者超过3比1，也可高于5比1或者10比1，当原料部分是未加热时，取决于特定反应阶段的需要。当仅仅部分原料加入到各反应阶段，并且从在前的反应阶段提供了作为稀释剂和氢载体的处理过的排出物的时候，可获得这些比率。因此，这里的方法和装置提供了处理过的排出物对未处理的原料的高比率，而没有相应高的外部循环产物体积。因此，相对高的整个液体加工处理流的体积，或者对高体积、大容量循环泵的需要，以及相关的设备的需要，均可得以避免。在一所述方面，对氢的需要可从外部来源获取，诸如补充气体压缩机。补充氢流可以直接提供给基本上三相的加氢处理区，并其提供量足以满足基本上三相的反应区的需求。补充氢流还提供了过量的氢，其量足够满足后续的基本上液相的加氢处理区的需求。
因此，该方法和装置满足了反应区对氢的需求，而不需要使用氢循环气压缩机。它们进一步降低了或者消除了在加工处理流通路径之间或者之中，对换热器，再循环液体或气体骤冷料流，或者其它温度控制设备的需求。实际上，该方法和装置使用了得自各反应区的处理过的排出物来在所有反应区中调节加工处理流的温度。在一方面，使用了未加热的原料来作为第二以及可能的第一反应区之后的后续反应区的骤冷剂。结果，通过降低或者消除在反应区对换热器的需求，以及伴随而来的维护困难和花费，可实现可观的成本节约和操作效率。
其它实施方案包含了本方法的更多细节，诸如优选的原料，催化剂，以及操作条件，来提供少量实施例。所述其他其它实施方案和细节以下被公开在下文的对本方法各方面的讨论中。
附图说明
图1是加氢处理方法和装置的一个示例性流程图。
图2是加氢处理的方法和装置的另一个示例性流程图。
图3是加氢处理方法和装置的另一个示例性流程图。
详细说明
这里所述的方法和装置特别适用于加氢处理含烃原料，其含有烃类，以及一般地其它有机材料，来生产含有烃或其他有机材料的较低平均沸点、较低平均分子量，以及降低浓度的污染物，诸如硫和氮气等等的产物。在一方面，该加氢处理方法提供了用于顺序处理原料的方法和装置，其使用多个反应区，其可利用了顺序添加原料到加工处理流的组合、基本上三相的加氢处理反应区和此后的基本上液相反应区的组合。该方法和装置还利用初始加氢，来提供各反应区所需的全部氢，而不使用氢循环气压缩机作为氢源。换句话说，氢在加氢处理单元内部不再循环，而是从加氢处理单元外来提供。因此，氢源与加氢处理反应阶段不再下游连通，除了也许通过补充气体压缩机，其来源于精炼厂广泛的氢工艺，与必须处于炼油厂加氢处理单元内部的循环气压缩机相反。加氢处理单元中过量的一些氢可以通入到精炼厂的氢供应中。因此，氢源与加氢处理反应区没有下游连通，除了任选地通过补充气体压缩机。在这里使用的术语″连通″指的是在列举的部件之间允许材料流动。术语″下游连通″指的是流向下游连通的部件的至少一部分材料可从与其连通的部件流动。术语″上游连通″指的至少一部分来自上游连通的部件的至少一部分材料可流动至与其连通的部件。
该方法和装置提供了简化方式，来提供反应区对氢的需求，在一方面，在第一反应区之前加入氢，其量足够各后续反应区所需的氢加上最低程度保持反应器排出物处于两相的附加量的氢。该方法和装置不需要通过使用高容量外部再循环液流和提供所述再循环料流所需的泵和装置。在另一方面，该方法和装置提供了进入和通过各反应区的加工处理流的温度控制，其通过此后添加的新鲜原料流来进行。
在其它方面，通过利用基本上三相的反应区以及基本上液相的反应区，来提供了将加工处理流进行不同加氢处理反应的灵活性，诸如氢化和加氢裂化，以及其他此类在工艺序列中的加氢处理反应。因此，该方法和装置提供了在原料加工处理中的显著灵活性。
可以使用该方法和装置来加工处理的含烃原料含有矿物油和合成油(例如，页岩油，油砂产物，等)以及它们的馏分，其可进行加氢处理和加氢裂化。说明性的烃原料包括含有沸点高于150℃(300°F)的组分的那些，诸如常压瓦斯油，真空瓦斯油，脱沥青、真空和常压残余物，氢化或轻微加氢裂化渣油，焦化器馏出物，直馏馏分，溶剂脱沥青油，热解衍生油，高沸点合成油，循环油和催化裂化器馏出物，以及Fischer-Tropsh衍生液。一种优选原料为瓦斯油或具有至少50重量％，优选至少75重量％的沸点高于371℃(700°F)组分的其他烃馏分。例如，另一优选的原料包含沸点高于288℃(550°F)的烃组分，同时含有至少25体积％的沸点在315℃(600°F)和565℃(1050°F)之间的组分。其他合适的原料可以具有更大或者更低比例的该范围沸程的组分。
基本上液态含烃原料在两个或者多个加氢处理反应区中经过顺序的分阶段处理。在一方面，原料被分离来为各反应区提供原料流。各所述新鲜原料流的进料速率基于含烃原料的组成、想要的加氢处理和各反应区的需求进行选择。各所述新鲜原料料流的进料速率可以是相同的或者根据各反应区而有所差异，取决于该方法和装置的需要。
各加氢处理反应区具有对氢的需求，这些对氢的需求取决于在区中进行的加氢处理类型而不同。例如，基本上三相的反应器一般地利用基本上连续的气相。该三相环境将为含烃油的转化提供动力学更良好的环境，因此，其可能需要更多的氢。在其它方面，加氢处理区可以是基本上地液相的区，其具有贯穿全部的基本上液相。基本上液相加氢处理区一般含有相对有限的氢流。在其它基本上三相的反应区，气相可以不连续，并且在其它基本上液相的反应区，该基本上液相可以不连续。
在一些方面，新鲜原料储料不含有来自加氢处理区的循环产物。在其它方面，在加氢处理该原料之前，循环料流可以加入到新鲜原料中，来为加工处理区提供附加体积，来为产物流提供增加的氢携带能力，在所述方面，任何循环产物一般地在上述氢流与原料混合之前被引入到原料中，并且没有进一步的循环产物被引入到加工处理流。一般地，所述循环产物被除去氢，硫化氢，氮或含氮组合物的蒸气相，以及任何其它蒸气相材料。在另一方面，在其引入到原料之前，这一循环料流也被提供，并与上述氢流进行混合。
在一方面，提供到第一反应区的新鲜原料，并与来自补充氢源，诸如补充气体压缩机或其他类似氢源的氢源进行混合。该氢流被混合进入第一反应区的新鲜原料，并以至少足够满足第一和后续反应区的氢需求的速率提供。在有些情况下，氢的添加量将包括超过装置对氢的需求的预测量，其作为在特定阶段，或者在整个装置中，氢消耗超过预期量的时候的储备。
在其它方面，将氢添加到新鲜原料料流中从而为基本上三相的反应区的气相提供足够的氢，以及在一些方面，从而超过液体加工流的饱和点，使得在任何后续基本上液相的反应区，具有少量气相贯穿基本上液相的全部。因此，在一些方面，在少量气相中具有足够的附加的氢来为下述随后的基本液相反应区的基本上的液相提供附加的氢，以在基本上液相中提供附加的溶解氢作为反应消耗的氢，使得贯穿全反应器均可实现基本上恒定的反应速率。例如，添加氢的量可以比各加氢处理阶段的氢的预期总需求大10到20重量％。在一所述方面，氢的量足够供应三相区，并且达到基本上液相区的饱和量的120到150百分比。在其它方面，可以预期的是，氢量可最最多达饱和液相区的饱和量的500百分比到1000百分比。氢在各反应区的排出物中进行输送，其为溶解形式、气相，或者在气相和在液体排放物料流中的溶液中二者均有。在这一方面，没有别的氢被加入到装置中。在其它方面，补加氢可以加入到反应区中或者加入到反应区之间。然而，应该被理解的是，加入到第一反应区的氢应根据原料组成、操作条件、需要的输出和其他因素进行变化。在其它方面，替代性地，可以使用本领域技术人员熟知的基本上三相的反应区。加入到第一反应区的新鲜原料在该反应区中进行加氢处理。在一所述方面，加氢处理区是基本上三相的，喷淋床反应区，其带有固相催化剂床，基本上液相的含烃原料和基本上延伸到催化剂床长度的基本上连续的气相。
到第一反应区的新鲜原料一般在进入第一反应区之前，被加热到预定温度。一般选择该温度，从而根据用以提供在催化剂床上的有效的加氢处理反应的最低温度优化第一反应区的加氢处理反应。在一实施方案中，仅仅第一反应区的第一部分在进入第一反应区之前，被加热至预定温度。第一部分原料可以由热交换器或由燃烧加热器或两者，来进行加热。除此之外地或者替代性地，混合有第一部分的氢流也可被加热，使得第一部分原料达到合适的温度。第二部分原料不被加热，因此其绕过可能包括有热交换器和燃烧加热器的加热器。加氢处理反应一般地是放热的，并在其通过各个反应区时，加工料流被加热。因此，到第一反应区的入口或进口的温度也可进行选择来保证加工料流和催化剂床温度不超过允许催化剂床和加氢处理反应有效工作的最大温度。热被加工料流所吸收，并在第一反应区未被消耗的氢从第一反应区作为反应区的排出物被排出，其具有第一反应区出口温度和出口氢含量。
第一加氢处理反应区的排出物，然后与第二部分新鲜原料进行混合，来进行对第二部分新鲜原料的稀释，从而为第二加氢处理反应区提供氢。第二部分新鲜原料，在一个方面，没有包括添加的氢，并与第一部分新鲜原料的温度相同。在一替代性实施方案中，第一或者后续加氢处理反应区的排出物，随后用未加热的第二部分新鲜原料进行骤冷，来冷却反应区排出物，其为第二加氢处理反应区提供了稀释剂和氢。第二部分新鲜原料，在一个方面，没有包括添加的氢，并与第一部分新鲜原料的温度相比，其温度较低。因此，在与加热的第一反应区的排出物混合时，第二部分新鲜原料的温度，将给进入第二加氢处理反应区的排出物和加工料流的混合提供比第一或在前的加氢处理区出口的排出物温度更低的温度。因此，在选择该第二部分新鲜原料的量和流速时的一个考虑因素是，进入第二或后续的加氢处理反应区的加工料流想要的氢含量和温度。
在一个方面，第一反应区排出物对于第二部分新鲜原料的比率，即，排出物流对新鲜原料流的比率，是3比1或更少。在替代性实施方案中，第一反应区排出物对于第二部分新鲜原料的比率是3比1或更大。在其它方面，排出物对新鲜原料的比率可取决于特定的原料，排出物氢含量和温度，以及第二和后续的反应区的特性和要求，而进行增减。这些比率能够在实际上不增加流过装置的总加工料流的情况下来获得，因为在各反应阶段仅加入一部分原料，并且处理过的排出物，其作为稀释剂和氢载体，从之前的反应阶段来提供。因此，这里的方法和装置提供了处理过的排出物对未处理的原料的高比率，而没有相应高的总外部循环和来自反应器回路分离器、分馏柱等等的总产物流体积。因此，一般地被用来提供高体积的再循环流的高体积大容量循环泵以及相关装置就不是必需的了。
在至少一方面，包含第一排出物和第二部分新鲜原料的到第二反应区的加工料流的氢含量，足够提供在一些方面也是不带循环气压缩机的基本上三相的反应区的第二加氢处理反应区的氢需求。
由于在第二反应区的催化剂床上的加氢处理反应是放热的，所以从第二反应区的排出物一般地已经具有升高的温度。在第二反应区排出物中的氢含量由于第二反应区的氢消耗而降低，并在离开区时，其温度反映了由于加工料流吸收了从加氢处理反应得到的附加热。在数个方面，进入第二加氢处理反应区的加工料流含有足够的未反应氢来作为基本上三相的喷淋床反应工艺来进行操作。在加工料流中的氢一般地足够维持所需要的连续气相，同时为该反应区的加氢处理方法提供了足够的氢。
第二加氢处理区的加热排出物随后与第三部分新鲜原料进行混合，来为第三加氢处理反应区提供加工料流。在一方面，第二加氢处理区的加热排出物随后与第三未加热的部分新鲜原料进行混合，来骤冷排出物，并为第三加氢处理反应区提供加工料流。和第二部分新鲜原料一样，加入的量和速率均取决于第二排出物的温度和氢含量。和在前阶段一样，第二阶段处理过的排出物对第三部分新鲜原料的比率是3比1或更大。第三部分新鲜原料的量和流速将为第三反应区提供具有足够氢进行进一步加氢处理的加工料流，其温度处于该工艺方法希望的范围之内。在此类方面，加工料流的温度将随着料流在催化剂床上进行反应而提高。因此，就象第二反应区，常常令人希望的是，骤冷第二排出物来降低进入后续反应区的原料温度，其程度足够保证加工加工料流和催化剂床温度不会超过的(一个或多个)催化剂床的有效操作所允许的最大温度。
鉴于在前两个反应区的氢消耗，如果在第三反应区的加工料流氢含量降到基本上三相反应区的最低要求之下，则令人希望的是，对于例如第三和后续的加氢处理反应区，使用基本上液相的反应装置。在一个此类反应装置中，加工料流的基本上液相在加氢处理催化剂床上连续延伸。此类基本上液相的反应区不需要象基本上三相的反应区一样多的氢，在基本上液相中，氢是溶解的或悬浮的。和先前阶段一样，加工料流在催化剂床上通过，并且加工料流的氢消耗量和温度升高将取决于加工料流入口温度，催化剂和加氢处理反应类型。
在进一步加氢处理阶段方面，只要在新鲜原料的进一步添加后，在加工料流中有足够的氢来进行附加的加氢处理，就基本上重复同样的步骤。在该方法的一方面，可将催化剂体系分布至整个反应区，来对各附加的加氢处理反应区，提供增加的催化剂体积和相应减小的LHSVRC(在反应区，每小时每催化剂体积的反应区进料液体体积)。随着加工料沿着反应阶段逐步流动到基本上液相的反应区，或者随着在催化剂活性抑制剂的浓度在加工料流中逐渐增加，此类催化剂体积的提高可以帮助维持想要的处理效率。加工料流的整个温度可随着各加氢处理步骤而增加，来补充在加工料流中可能积累的抑制剂浓度的提高。
上一反应区的排出物一般被送到分离区来进行过量氢，污染物，以及气相产物的去除。在一方面，最终排出物被送入热分离器中，在其中从加工料流中除去未反应的氢，以及硫化氢，氨和其它污染物。在其它方面，热分离器还抽取出气态或低沸点的烃，其随后被送入分馏器或进行其它工艺处理。
在一方面，分离区优选是高压闪蒸器，在其中任何在加氢处理区形成的蒸气均能从基本上液相中分离开。在一种方式中，高压闪蒸器在232℃(450°F)到468℃(875°F)的温度，3.5MPa(500psig)到16.5MPa(2400psig)的压力下进行工作，来分离所述流体。设置该分离区来分离任何气态材料(诸如气态氢、硫化氢、氨，和/或C1到C4的气态烃等等)，其随后被导入到回收装置中。一般地，在分离的基本上液体流中的任何溶解氢在分离区的压力和温度下保持溶解状态。
如上所述，在该方法和装置中使用的基本上三相的加氢处理区可具有对氢的需求，即在整个反应区有效地维持具有基本上连续的气相的基本上三相的加氢处理区。例如，在一些三相加氢处理区，对氢的需求为135到202Nm3/m3(800到1200SCF/B)。在一些使用替代性实施方案的三相加氢处理区，对氢的需求为100到200Nm3/m3(600到1200SCF/B)。基本上三相的加氢处理区，例如，可以是氢化区，加氢裂化区，或者由于基本上三相区的操作而提供了含有过量氢的排出物的另一转化区。
在一种形式中，一个或多个基本上三相的反应区可以是，例如，氢化反应区，其是不带有再循环气体料流或循环气压缩机来供应该反应区的氢需求的滴流床反应器。在该形式中，氢化反应器在主要对从烃加工料流中除去杂原子如硫和氮具有活性的合适的(一种或多种)催化剂的存在下，降低了在新鲜含烃原料中的硫和氮浓度。
在一此类方面，合适的氢化催化剂是传统氢化催化剂，并包括由至少一种在高比表面积载体材料、优选氧化铝上的VIII族金属、优选铁、钴和镍、更优选钴和/或镍，以及至少一种VI族金属、优选钼和钨组成的那些。其他合适的氢化催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在另一方面，在同一反应器中也可使用多于一种类型的氢化催化剂。在此类方面，VIII族金属的一般用量为2-20重量％，优选4-12重量％。VI族金属一般用量为1-25重量％，优选2-25重量％。
在另一方面，一个或多个基本上三相反应区是，例如，加氢裂化反应区，诸如温和加氢裂化反应区，其也作为喷淋床反应器，并不带有循环气流或者循环气压缩机来为基本上三相反应区提供氢需求。取决于需要的输出，加氢裂化区可包含一个或者多个相同或不同的催化剂的床。在一方面，例如，当优选产物为中间馏分时，优选加氢裂化催化剂使用与一种或多种VIII族或VIB族金属加氢组分组合的无定形基础物或低沸石基础物。在另一方面，当优选产物处于汽油沸程中时，加氢裂化区含有催化剂，该催化剂通常含有结晶沸石裂化基础物，所述基础物之上沉积有较少比例的VIII族金属加氢组分。额外的加氢组分可选自VIB族并与沸石基础物结合。
现有技术中有时称沸石裂化基础物为分子筛，并且通常由氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子，比如钠、镁、钙、稀土金属等组成。其进一步的特征在于在4-14埃(10-10米)之间的相对均匀直径的晶体孔。优选使用具有在3-12之间的相对高氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。合适的天然沸石包括，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，合成八面沸石和发光沸石。优选的沸石的晶体孔直径在8-12埃(10-10米)之间，其中氧化硅/氧化铝摩尔比为4-6。优选沸石类型中的优选例为合成Y分子筛。
天然生成的沸石通常为钠形式、碱土金属形式或混合形式。合成沸石几乎总是先合成为钠形式。无论如何，作为裂化基础物使用的沸石优选其大部分或全部初始沸石单价金属与多价金属和/或铵盐发生离子交换，所述铵盐随后加热分解除与沸石关联的铵离子，留下其位置上的氢离子和/或实际上随后被水的去除去阳离子化的交换位点。这种氢或“去阳离子化”的Y沸石在US3,130,006B1有更为详细的描述。
可以通过先与铵盐进行离子交换，之后部分地与多价金属盐进行反交换，然后煅烧，得到混合多价金属-氢沸石。在某些情况中，比如在合成发光沸石的情况中，可以通过对碱金属沸石进行直接酸处理得到氢形式。在一方面，优选裂化基础物，基于初始的离子交换能力，为至少10％，优选至少20％，金属-阳离子不足。另一方面，希望的和稳定的沸石类型为至少20％的离子交换能力由氢离子满足。
用作加氢组分的本发明优选加氢裂化催化剂中的活性金属是VIII族的那些，也就是，铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了上述金属之外，也可用其他助催化剂配合一起使用，包括VIB族金属，例如，钼和钨。催化剂中加氢金属的量可以在很宽的范围内变化。宽泛的来说，在0.05-30重量％之间都可用。在贵金属的情况中，通常用量为0.05-2重量％。
结合加氢金属的方法是将沸石基础物材料与所需金属的合适化合物的水溶液进行接触，溶液中金属以阳离子形态存在。在加入了选择好的加氢金属后，将获得的催化剂粉末进行过滤、干燥、并和添加的润滑剂、粘合剂或其他所需的材料一起造粒，之后在例如温度从371℃到648℃(700°F到1200°F)的空气中煅烧以活化催化剂并且分解铵离子。作为替代，可以先对沸石组分进行造粒，之后加入加氢组分，再通过煅烧进行活化。
上述催化剂可以以未稀释形态使用，或者将粉末化的沸石催化剂与其他相对活性较低的催化剂、稀释剂或粘合剂比如氧化铝、硅胶、氧化硅-氧化铝共凝胶、活化粘土等(其比例在5-90重量％范围内)混合并共造粒。上述稀释剂可以其自身形式使用，或者含有极少比例的添加的加氢金属，比如VIB族和/或VIII族金属。在本发明工艺过程可使用附加的金属助催化加氢裂化催化剂，该催化剂含有，例如，铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其他晶体硅酸盐。在US4,363,718B1(Klotz)中对结晶铬硅酸盐有更为详细的描述。
在一种方式中，加氢裂化反应条件可包括，温度从232℃(450°F)到468℃(875°F)，压力从3.5MPa(500psig)到16.5MPa(2400psig)，液时空速(LHSV)从0.1hr-1到30hr-1。在一些方面，加氢裂化反应提供了在加工料流中的烃到更低沸点产物的转化，其可为加工料流的至少5体积％的转化。在其他方面，加氢裂化区的单程转化率为15％到70％，并优选单程转化率为20％到60％。在此类方面，该工艺方法适用于生产石脑油、柴油或其他任何所需的低沸点烃。
在一个方面，在该方法和装置中使用的基本上液相反应区可以是，例如，基本上液相氢化区，在氢化条件下进行工作来生产包含硫化氢和氨的排出物。在这一方面，对于该加氢处理区的基本上液相的氢化反应条件可以包括204℃(400°F)到482℃(900°F)，压力3.5MPa(500psig)到16.5MPa(2400psig)，新鲜含烃原料的液时空速为0.1hr-1到10hr-1，带有氢化催化剂或氢化催化剂的组合。取决于特定的原料、催化剂和想要的排出物料流组合，也可使用其它条件。
基本上液相的氢化区的氢需求，通过溶解于在前加氢处理阶段后被导入氢化区的加工料流中的残留氢基本上得以满足，在对于从烃原料中除去杂原子诸如硫和氮具有活性的合适的(一种或多种)催化剂的存在下。在另一方面，基本上液相氢化区的氢需求基本上通过溶解在加工料流的残留氢加上残留在气相中的附加量的氢来基本上得以满足，其最低程度维持了至后续加氢处理区的加氢处理区排出物为两相。在一此类方面，用于本发明的合适的氢化催化剂是如上所述的普通氢化催化剂。
例如，它们包括由至少一种在高比表面积载体材料、优选为氧化铝上的VIII族金属、优选铁、钴和镍、更优选钴和/或镍以及至少一种VI族金属、优选钼和钨组成的那些。其他合适的氢化催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在另一方面，在同一反应器中也可使用多于一种类型的氢化催化剂。在此类方面，VIII族金属的一般用量为2-20重量％，优选4-12重量％。VI族金属一般用量为1-25重量％，优选2-25重量％。
在另一方面，基本上液相的反应区可以是，例如，加氢裂化区。在所述基本上液相的加氢裂化区中的操作条件和催化剂与上述基本上三相的喷淋床反应区中的相同。
附图说明
转到图1，其详细描述了示例性的加氢处理方法，其消除循环气压缩机的使用，并获得了多阶段方法和装置的效率。应被本领域技术人员了解的是，上述方法的各种特征，诸如泵、仪表设备、热-交换和回收单元、冷凝器、压缩机、闪蒸罐、进料罐以及辅助或其他传统上用在商业烃类转化工艺中的工艺设备，在此并不进行描述或举例说明。应该明了的是，所述相关设备可以在这里描述的流程示意图的商业实施方案中使用。对于本领域技术人员，此类辅助或其他工艺设备可不通过过度实验而加以获得和设计。
参见图1，其描述了一个集成的加工处理单元10，其中，含烃原料，诸如真空瓦斯油或重瓦斯油，被通过管线12引入工艺中，并分离成为第一部分新鲜原料14、第二部分新鲜原料16、第三部分新鲜原料18和第四部分新鲜原料20。通过管线22提供富氢气体料流，并与第一部分新鲜原料14进行混合，将混合的料流引入到第一加工工艺处理反应区，阶段I，其包含加氢处理反应器24。如上所述，在一方面，这是一个基本上三相的喷淋床加氢处理反应器，对于基本上三相的反应器，其氢需求由管线22和新鲜原料14的混合料流来提供。
通过管线26从阶段I的加氢处理反应器24中除去第一排出物料流。将第一排出物料流与第二部分新鲜原料16进行混合。如上所述，加入第二部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第一排出物的组成和氢浓度和温度。第一排出物和第二部分新鲜原料16的混合物被引入到第二加氢处理反应区，阶段II，其包含第二加氢处理反应器28。在一方面，阶段II加氢处理反应区也是一个基本上三相的喷淋床反应器，在第一排出物和第二部分新鲜原料16的混合物中含有足够的氢来满足第二基本上三相的反应器28的氢需求。
通过管线30从阶段II加氢处理反应器28中除去第二排出物料流。将第二排出物料流与第三部分新鲜原料18进行混合。如上述阶段所描述的，加入第三部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第二排出物的组成和氢浓度和温度。第二排出物和第三部分新鲜原料18的混合物被引入到第三加氢处理反应区，阶段III，其包含第三加氢处理反应器32。
取决于第二排出物料流的氢含量，以及所需的反应条件，在一方面，阶段III加氢处理反应区可以是一个基本上三相的喷淋床反应器，在第二排出物和第三部分新鲜原料18的混合物中含有足够的氢来满足第三基本上三相的反应器的氢需求。在许多工艺方法中，第二排出物的氢含量不足以满足基本上三相的反应器的氢需求，并因此，如上所述，阶段III的第三反应器32是基本上液相的反应器。
通过管线34从阶段III加氢处理反应器32中除去第三排出物料流。将第三排出物料流与第四部分新鲜原料20进行混合。如上述阶段所描述的，加入第四部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第三排出物的组成和氢浓度和温度。第三排出物和第四部分新鲜原料20的混合物被引入到第四加氢处理反应区，阶段IV，其包含第四加氢处理反应器36。在一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的反应区，在第三排出物和第四部分新鲜原料20的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区36的氢需求。在另一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的床反应器，在第三排出物和第四部分新鲜原料20的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区36的化学氢需求，以及附加量的氢来最低程度保持阶段IV排出物处于两相。
通过管线38从阶段IV加氢处理反应器36中除去最后的排出物料流，并将其通过管线38送入分离区40。通过管线42从分离区40中除去气体料流，并进一步分离成富氢料流、污染物，诸如硫化氢和氨、以及低沸点烃类。通过管线44从分离区除去剩余的液相，并将其进行进一步的工艺处理或者送入分馏区来进一步分离成各种组分。
转向图2，其详细描述了第二个示例性的加氢处理方法，其消除了循环气压缩机的使用，并获得了多阶段方法和装置的效率。参见图2，其描述了一个集成的加工处理单元110，其中，含烃原料，诸如真空瓦斯油或重瓦斯油，被通过管线112引入工艺中，并分离成为第一部分新鲜原料114、第二部分新鲜原料116、第三部分新鲜原料118和第四部分新鲜原料120。通过管线122提供富氢气体料流，并与第一部分新鲜原料114进行混合，将混合的料流引入到第一加工工艺处理反应区，阶段I，其包含加氢处理反应器124。如上所述，在一方面，这是一个基本上三相的喷淋床加氢处理反应器。
通过管线126从阶段I的加氢处理反应器124中除去第一排出物料流。将第一排出物料流与第二部分新鲜原料116进行混合。如上所述，加入第二部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第一排出物的组成和氢浓度和温度。第一排出物和第二部分新鲜原料116的混合物被引入到第二加氢处理反应区，阶段II，其包含第二加氢处理反应器126。在一方面，阶段II加氢处理反应区也是一个三相的喷淋床反应器。
通过管线130从阶段II加氢处理反应器128中除去第二排出物料流。将第二排出物料流与第三部分新鲜原料118进行混合。如上述阶段所描述的，加入第三部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第二排出物的组成和氢浓度和温度。第二排出物和第三部分新鲜原料118的混合物被引入到第三加氢处理反应区，阶段III，其包含第三加氢处理反应器128。
取决于第二排出物料流的氢含量，以及所需的反应条件，在一方面，阶段III加氢处理反应区可以是一个基本上三相的喷淋床反应器，在第二排出物和第三部分新鲜原料118的混合物中含有足够的氢来满足三相反应器的氢需求。在另一方面，第二排出物的氢含量不足以满足基本上三相的反应器的氢需求，并因此，如上所述，阶段III的第三反应器128是基本上液相的反应器。
通过管线134从阶段III加氢处理反应器130中除去第三排出物料流。将第三排出物料流与第四部分新鲜原料120进行混合。如上述阶段所描述的，加入第四部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第三排出物的组成和氢浓度和温度。第三排出物和第四部分新鲜原料120的混合物被引入到第四加氢处理反应区，阶段IV，其包含第四加氢处理反应器136。在一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的反应器，在第三排出物和第四部分新鲜原料120的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区136的氢需求。在另一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的床反应器区，在第三排出物和第四部分新鲜原料120的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区136的化学氢需求，以及附加量的氢来最低程度保持阶段IV排出物处于两相。
通过管线138从阶段IV，第四加氢处理反应器136中除去最后的排出物料流，并将其通过管线138送入分离区140。通过管线142从分离区140中除去气体料流，并进一步分离成可含有污染物，诸如硫化氢和氨以及低沸点烃类的富氢料流。通过管线144从分离区除去剩余的液相，并任选地，一部分液相在外部进行再循环，使得外部循环如需要作为稀释剂加入到一个或者多个或者全部新鲜原料料流114、116、118、120中。在另一方面，外部循环被作为稀释剂全部加入到第一部分新鲜原料114中。分离区140出来的剩余液相通过管线148经管线140输送至进一步的工艺处理和/或送入分馏区来进一步分离成各种组分。
转向图3，其详细描述了第三个示例性的加氢处理方法，其消除了循环气压缩机的使用，并获得了多阶段方法和装置的效率。参见图3，其描述了一个集成的加工处理单元210，其中，含烃原料，诸如真空瓦斯油或重瓦斯油，被通过新鲜含烃原料管线212引入工艺中，并分离成为在第一含烃部分原料管线214中的第一部分新鲜原料、在第二含烃部分原料管线216中的第二部分新鲜原料、在第三含烃部分原料管线218中的第三部分新鲜原料和在第四含烃部分原料管线220中的第四部分新鲜原料。管线214、216、218和220都与新鲜原料管线212下游连通。含烃原料以第一温度来提供，该温度低于反应器温度，诸如第一温度在200°和300°F之间(90°和150℃之间)，因为原料并未受到显著的加热，并优选不受到任何加热。
通过氢源，诸如经过补充气压缩机225的管线222，来提供富氢气体料流。在一方面，在管线222的氢仅仅通过补充气压缩机225来提供。管线222与补充气压缩机225下游连通。氢源222可以与一般精炼厂氢气供应下游连通。管线222的富氢气体料流与在第一含烃部分管线214的第一部分新鲜原料，其与氢管线222下游连通，来提供第一部分含烃原料与管线215中的氢的混合物。使用加热器，将第一部分新鲜原料加热至合适反应温度。加热器217可以是一种或多种燃烧加热器和/或热交换器，其由燃烧加热器217表示。例如，氢和管线215中的第一部分的混合物可以在燃烧加热器217和/或热交换器中进行加热。除此之外地或替代性地，加热器217可以被设置来加热管线214中的在管线215上游的第一部分新鲜原料。除此之外地或替代性地，管线222的氢可通过热交换器223或其它手段进行加热，并与第一部分新鲜原料进行混合，由此加热了管线215中的第一部分。这些排列的任意组合均可合适地加热第一部分新鲜原料到第二温度，其高于第一温度。管线216、218、220中的部分新鲜原料绕过用于加热第一部分新鲜原料的加热器217，来保持其他部分原料相对冷却。
在管线219中的加热过的混合料流被加入到第一加氢处理反应区，阶段I，其包括加氢处理反应器224。阶段I的第一加氢处理反应区与管线214、215和219中的第一含烃部分、氢管线222和加热器217和/或223下游连通。加氢处理反应器224可以是单个催化剂床或可以是带有一个或多个催化剂床的单个容器。如上所述，在一个方面，这是一个基本上三相的喷淋床加氢处理反应器，其由管线222的氢和新鲜原料214的混合料流来为基本上三相的反应器提供氢需求。
通过第一加氢处理排出物管线226，从阶段I的加氢处理反应器224中除去第一排出物料流。第一加氢处理排出物管线226与第二含烃部分管线216下游连通。将第一排出物料流与在第二含烃部分管线216中的未加热的第二部分新鲜原料进行混合，通过吸收放热的加氢处理反应产生的一些热来骤冷第一排出物料流。如上所述，加入第二部分新鲜原料的量和速率均取决于含烃原料的特定组成、第一排出物的组成和氢浓度和温度。混合以及骤冷后的第一排出物226和第二部分新鲜原料216被引入到阶段II的第二加氢处理反应区，其包含第二加氢处理反应器228。加氢处理反应器228可以是单个催化剂床或可以是带有一个或多个催化剂床的单个容器。在一方面，阶段II加氢处理反应区也是一个基本上三相的喷淋床反应器，在第一排出物和第二部分新鲜原料216的混合物中含有足够的氢来满足第二基本上三相的反应器228的氢需求。
通过第二加氢处理排出物管线230，从阶段II的加氢处理反应器228中除去第二排出物料流。第二加氢处理排出物管线230与第三含烃部分管线218下游连通。将第二排出物料流与在第三含烃部分管线218中的未加热的第三部分新鲜原料进行混合，通过吸收放热的加氢处理反应产生的一些热来骤冷第二排出物料流。和上述阶段类似，加入第三部分新鲜原料的量和速率均取决于含烃原料的特定组成、第二排出物的组成和氢浓度和温度。混合以及骤冷后的第二排出物230和第三部分新鲜原料218被引入到阶段III的第三加氢处理反应区，其包含第三加氢处理反应器232。加氢处理反应器232可以是单个催化剂床或可以是带有一个或多个催化剂床的单个容器。
取决于第二排出物料流的氢含量，以及想要的反应条件，在一方面，阶段III的加氢处理反应区可以是基本上三相的喷淋床反应器，由混合的第二排出物230和第三部分新鲜原料218来为第三基本上三相的反应器提供足够的氢。在许多工艺方法中，第二排出物的氢含量不足以满足基本上三相的反应器的氢需求，并因此，如上所述，阶段III的第三反应器232是基本上液相的反应器。
通过管线234从阶段III加氢处理反应器232中除去第三排出物料流。将第三加氢处理排出物管线234与第四含烃部分管线220下游连通。将在第三加氢处理排出物管线234中的第三排出物料流与未加热的第四部分新鲜原料220进行混合，通过吸收放热的加氢处理反应产生的一些热来骤冷第三排出物料流。如上述阶段所描述的，加入第四部分新鲜原料的量和速率将取决于含烃原料的特定组成、第三排出物的组成和氢浓度和温度。混合以及骤冷后的第三排出物234和第四部分新鲜原料220被引入到阶段IV的第四加氢处理反应区，其包含第四加氢处理反应器236。加氢处理反应器236可以是单个催化剂床或可以是带有一个或多个催化剂床的单个容器。在一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的反应区，其在第三排出物和第四部分新鲜原料220的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区236的氢需求。在另一方面，阶段IV加氢处理反应区也是一个基本上液相的床反应器区，在第三排出物和第四部分新鲜原料220的混合物中含有足够的氢来满足第四基本上液相的反应器区236的化学氢需求，以及附加量的氢来最低程度保持阶段IV排出物处于两相。
通过管线238从阶段IV加氢处理反应器236中除去最后的排出物料流，并将其通过管线238送入分离区240。通过管线242从分离区240中除去气体料流，并进一步分离成富氢料流、污染物，诸如硫化氢和氨、以及低沸点烃类。将富氢料流送到一般的精炼厂氢供应处，而不是循环回到加氢处理阶段I-IV，除非任选地再循环通过补充气体压缩机225。因此，氢管线222不与加氢处理阶段I-IV下游连通，但是任选地通过补充气压缩机225连通。另外，加氢处理阶段I-IV不与循环气压缩机下游连通。通过管线224，从分离区除去剩余液相，并将其通过管线248引入进行进一步加工处理，或者进入分馏区进一步分离成各种组分。
剩余液相可通过管线244从分离区除去，并任选地，一部分液相在剖视图显示的管线246中进行外部循环，使得如需要外部循环作为稀释剂加入到一个或者多个或者全部新鲜原料214、216、218、220料流中。在另一方面，外部循环作为稀释剂完全地添加到第一部分新鲜原料214。分离区240出来的剩余液相通过管线248送至行进一步的工艺处理和/或送入分馏区来进一步分离成各种组分。
实施例
下面提供的两个实施例，详细说明了上述方法和装置的各方面，其可适用于使用了喷淋床、基本上三相反应器和基本上液相反应器的氢化方法中。这些实施例提供了涉及基于新鲜原料速率和催化剂床分布的加工料流、加工料流温度等，以及基于由相似氢化反应器和原料的实际生产经验发展而来的计算机模拟的加工料流温度增加的数据。在实施例中的原料是真空瓦斯油，其具有如下性能：API比重＝21.62，蒸馏(ASTMD-2887)IBP＝238℃(460°F)，10％＝315℃(599°F)，30％＝371℃(700°F)，50％＝414℃(777°F)，70％＝453℃(848°F)，90％＝507℃(944°F)，EP＝1076℃，含有2.7重量％硫和1200wppm的氮。在实施例I和II中，对原料进行氢化，得到含有低于1000wppm硫的产物。
在下列实施例中，数据以近似值报告，即，近似流量，温度，氢含量和消耗，等等，并且所述值取整至最接近的报告的小数位。″初始原料流速″是以每天桶数(″bpd″，barrels per day)来表示的原料在新鲜原料提供给单元并根据方法和装置的阶段分成四个加工料流时的流速。″流速，工艺处理阶段出口″是加工处理过的加工料流从装置的各加氢处理阶段出来的流速。″温度，进入工艺处理阶段″和″温度，离开工艺处理阶段″分别是加工料流在各个工艺处理阶段的入口和出口的温度。
″初始原料对阶段排出物的比率″是各个加工处理阶段中加氢处理过的加工料流对该阶段加入到加工料流中的部分新鲜原料的计算比率，即，之前加工处理过的加工料流速率除以加入到各处理阶段的新鲜原料流。
″入口氢/液相″是在各处理阶段入口的加工料流的氢含量除以加入该处理阶段的总液体量。″催化剂LHSVRC″表示，提供给反应阶段的催化剂量，以在反应阶段，每小时反应器进料每体积催化剂的液体体积来表示。
在该实施例中，图1一个方面说明的方法和装置进行如下改变，即有四个催化剂床的氢化单元，大约331m3/hr(每天50,000桶)的输出。原料是如上所述的真空瓦斯油。头两个催化剂床分别提供第一和第二阶段基本上三相的喷淋床氢化反应区，第三和第四个催化剂床分别提供第三和第四个阶段基本上液相的氢化反应区。
该原料被分成四部分新鲜原料，仅仅第一部分新鲜原料(到第一反应区/阶段的新鲜原料)接收了氢流来供应所有四个床的氢需求。氢流为135Nm3/m3(800scfbff)(基于加入到单元中的新鲜原料总量)。如上所述，第二至第四部分的新鲜原料与它们各自在前氢化反应区/阶段的排出物进行混合。在表I中显示了原料和各氢化反应阶段的工艺参数。
表I
Figure BDA0000045872030000251
从上述可知，该方法和装置提供了有效的加氢处理，而不需要氢循环压缩机或提供氢再循环气的花费和复杂性。此外，该装置可以利用单个的在第一加工处理阶段的原料中的氢输入来操作，而不需要到后续加工处理阶段的额外供应的氢。该装置还容许利用在组合装置中的基本上三相的喷淋床反应器和基本上液相的反应器，来提供两种类型催化剂/反应器装置所带来的好处。在此类方面，离开各阶段的加工处理过的产物对加入到加工料流的新鲜原料量的比率，可以为3比1或更少。
从上述实施例也可看出，在获得上述好处的同时，可对催化剂床提供温度控制。因此，加工料流的温度可以进行改变来保证在催化剂床上的温度不超过催化剂床有效操作的最高温度。
实施例2
在该实施例中，图2一个方面说明的方法和系统进行如下改变，即有四个催化剂床的氢化单元，大约每天30,000桶的输出。原料是如上所述的真空瓦斯油。头两个催化剂床分别提供第一和第二阶段基本上三相的喷淋床氢化反应区，第三和第四个催化剂床分别提供第三和第四个阶段基本上液相的氢化反应区。
该原料被分成四部分新鲜原料，仅仅第一部分新鲜原料接收了氢流来供应所有四个床的氢需求。氢流为135Nm3/m3(800scfbll)(基于新鲜原料总量)。第一部分新鲜原料也包括了加工处理过的原料的再循环流，其在该实施例中以再循环∶新鲜原料的比率为3.33来提供。如上所述，第二至第四部分的新鲜原料，分别进入反应区II到IV，与它们各自在前氢化反应区/阶段的排出物进行混合。在下表中显示了原料和各氢化反应阶段的工艺参数。
表II
Figure BDA0000045872030000261
＊对于第一阶段/反应区，该比率为外部循环对到第一阶段的新鲜原料的流速的比率。
从上述可知，该方法和系统的这一方面也提供了有效的加氢处理，而不需要氢循环压缩机或提供氢再循环气的花费和复杂性。此外，该系统可以利用单个的在第一加工处理阶段的原料中的氢输入来操作，而不需要给后续加工处理阶段的额外氢供应。该系统还容许利用在组合系统中的基本上三相的喷淋床反应器和基本上液相的反应器，来提供两种类型催化剂/反应器系统所带来的好处。在此类方面，来自各在前阶段的加工处理过的产物对加入到加工料流的新鲜原料量的比率，可以为3比1或更多。该体系也允许利用完全加工处理过的再循环产物流来为第一部分新鲜原料提供稀释剂。在这一方面，该稀释剂，可以在第一阶段加氢处理区之前进行添加，并相对于加工料流中未处理烃而言较高的用量来加入氢，以便进行更有效的加氢处理。在这一实施例中，外部循环液体产物速率，相对于到单元中的新鲜原料，其比率为0.5∶1。在该实施例中外部循环为总体新鲜原料流的50％。在另一方面，该液体对总体新鲜原料的比率是低于1∶1。
实施例3
该实施例中的原料为真空瓦斯油，其具有如下性能：API比重＝19.8，蒸馏(ASTM D-1160)IBP＝725°F(385℃)，10％＝752°F(400℃)，30％＝797°F(425℃)，50％＝833°F(445℃)，70％＝878°F(470℃)，90％＝986°F(530℃)，EP＝1022°F(550℃)含有3.5重量％硫和600wppm的总氮。在实施例中，对原料进行氢化，得到含有低于1000到1500公称wppm硫的产物。如实施例1和2那样报告数据，除了新鲜原料对上游排出物的比率。
在该实施例中，图3一个方面说明的方法和装置进行如下改变，有四个催化剂床的氢化单元，大约每天50,000桶的输出。原料是如上所述的真空瓦斯油。头两个催化剂床分别提供第一和第二阶段基本上三相的喷淋床氢化反应区，第三和第四个催化剂床分别提供第三和第四个阶段基本上液相的氢化反应区。
该原料被分成四部分新鲜原料，仅第一部分新鲜原料(到第一反应区/阶段的新鲜原料)接收了氢流来供应所有四个床的氢需求。大约75重量％的新鲜原料被加入到第一阶段。剩余的25重量％原料被分成三个骤冷流，每个为大约总新鲜原料流的8重量％。氢流为115Nm3/m3(682 SCF/bbl)(基于加入到单元中的新鲜原料总量)。如上所述，第二至第四部分的新鲜原料，与它们各自在前氢化反应区/阶段的排出物进行混合。在表III中显示了原料和各氢化反应阶段的工艺参数。
表III
Figure BDA0000045872030000281
从上述可知，该方法和装置提供了一种有效的加氢处理，而不需要氢循环压缩机或提供氢再循环气的花费和复杂性。此外，该装置可以利用单个的在第一加工处理阶段的原料中的氢输入操作，而不需要给后续加工处理阶段的额外氢供应。该装置还容许利用在组合装置中的基本上三相的喷淋床反应器和基本上液相的反应器，来提供两种类型催化剂/反应器装置所带来的好处。在此类方面，来自各阶段的加工处理过的产物对加入到加工料流的新鲜原料量的比率，可以为3比1或5比1或者更多。加入的新鲜原料量对离开各阶段的加工料流量的比率为1或者更少，一般为0.5或更少，并优选0.2或更少。
从上述实施例也可看出，在可获得上述好处，同时可对催化剂床提供温度控制。因此，加工料流的温度可以进行改变来保证在催化剂床上的温度不超过催化剂床有效操作的最高温度。
上述附图和实施例的描述清晰地说明了在此描述的方法的优点，以及使用它们所获得的好处。另外，图1-3和上述实施例是以示例性的方式来举例说明该方法和装置的流程和条件，其他的流程、方法和装置也是可能的，因此上述附图和实施例并不意味着对该方法和装置的限制。应进一步明了的是，对于为了说明该方法的特点，在此描述以及说明细节、材料和条件的排列、组成、部件和组分等方面的各种改变，均应被本领域技术人员理解为包括由附加的权利要求表示的本方法和装置的精神和范围之内。

Claims (10)

1.一种对预定进入流速的含烃原料流的加工处理方法，其包括如下步骤：
提供两个或更多个顺序排列并且流体连通的加氢处理阶段，各加氢处理阶段具有需要氢的加氢处理反应区，并且各阶段被设置为接收加工料流并生产加氢处理过的排出物；
提供氢源，其基本上不含有来源于加氢处理过的排出物和由氢循环气压缩机供应的氢；
将含烃原料流分离成用于各加氢处理阶段的部分新鲜原料；
给第一部分新鲜原料提供来自氢源的氢，其量足以满足基本上所有加氢处理阶段的全部氢需求；
将富氢第一部分新鲜原料作为加工料流通过第一加氢处理阶段来形成加氢处理过的排出物；
将包含有与该阶段新鲜原料的混合的在前加氢处理阶段的加氢处理过的排出物的加工料流供应给后续的加氢处理阶段，加氢处理过的排出物的体积超过新鲜原料部分的体积；以及
将各加工料流通过各个后续加氢处理阶段来形成加工处理过的排出物，各加氢处理阶段的氢需求由进入加氢处理阶段的加工料流来提供。
2.权利要求1的方法，其中，各加氢处理阶段和1后续加氢处理阶段的新鲜进料的温度低于在前加氢处理阶段的排出物。
3.权利要求1的方法，其中，一个或者多个加氢处理阶段是氢化阶段，其随后有一个或多个将加工料流进行转化反应的加氢处理阶段。
4.一种对预定进入流速的含烃原料的加工处理方法，其包括如下步骤：
提供两个或更多顺序排列并且流体连通的加氢处理阶段，各加氢处理阶段具有需要氢的加氢处理反应区，并且各阶段被设置为接收加工料流并生产加氢处理过的排出物；
提供氢源；
提供处于第一温度的含烃原料；
将含烃原料流分离成用于第一加氢处理阶段的第一部分新鲜原料和用于第二加氢处理阶段的第二部分新鲜原料；
将第一部分新鲜原料加热到高于第一温度的第二温度；
给第一部分新鲜原料提供来自氢源的氢，其量足以满足基本上所有加氢处理阶段的全部氢需求；
将加热的富氢第一部分新鲜原料作为加工料流通过第一加氢处理阶段来形成加氢处理过的排出物；
用未加热的第二部分新鲜原料来骤冷在前加氢处理阶段的加氢处理过的排出物；以及
将包含有用第二部分新鲜原料进行骤冷的在前加氢处理阶段的加氢处理过的排出物的加工料流供应给第二加氢处理阶段，第二加氢处理阶段的氢需求由进入第二加氢处理阶段的加工料流来提供。
5.权利要求4的方法，其进一步包括将第一部分新鲜原料在加热器中进行加热，并将第二部分新鲜原料绕过该加热器。
6.权利要求4的方法，其中加氢处理过的排出物的体积超过第二部分新鲜原料的体积。
7.权利要求4的方法，其中在第二和后续加氢处理阶段的各加工料流中，在前阶段的排出物对新鲜原料的比率为至少3比1。
8.权利要求6的方法，其中氢仅仅来源于补充气压缩机。
9.一种对含烃原料进行加工处理的装置，其包括：
两个或更多顺序排列的加氢处理阶段，并且各阶段与在前阶段流体连通；
供应氢的管线；
供应新鲜含烃原料的管线；
第一含烃部分管线，其与所述新鲜含烃原料管线和所述氢管线下游连通；
在所述第一含烃原料管线和所述氢管线中之一上的加热器，其用于最终加热在第一含烃部分管线中的含烃原料；
第一加氢处理阶段，其与所述第一含烃部分管线、所述氢管线和所述加热器下游连通；以及
第二含烃部分管线，其与所述新鲜含烃原料管线下游连通；
从所述第一加氢处理阶段出来的第一加氢处理过的排出物管线，其与所述第二含烃部分管线下游连通；以及
第二加氢处理阶段，其与所述第一加氢处理过的排出物管线和所述第二含烃部分管线下游连通。
10.权利要求9的装置，其中氢管线不与所述加氢处理阶段下游连通，但任选地通过补充气压缩机相连。
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Families Citing this family (34)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7906013B2 (en) * 2006-12-29 2011-03-15 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US8999141B2 (en) * 2008-06-30 2015-04-07 Uop Llc Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor
US8008534B2 (en) * 2008-06-30 2011-08-30 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with temperature management
US8518241B2 (en) 2009-06-30 2013-08-27 Uop Llc Method for multi-staged hydroprocessing
US8221706B2 (en) 2009-06-30 2012-07-17 Uop Llc Apparatus for multi-staged hydroprocessing
DE102009032802A1 (de) * 2009-07-10 2011-01-13 Uhde Gmbh Verfahren zur Entschwefelung olefinhaltiger Einsatzstoffe durch Regelung des Olefinanteils
BR112012010055A8 (pt) * 2009-10-27 2017-10-17 Ignite Energy Resources Ltd métodos para produzir produtos de hidrocarbonetos a partir de bio-óleos e/ou óleos de carvão
CA2800932A1 (en) 2010-06-30 2012-01-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Liquid phase distillate dewaxing
SG186733A1 (en) 2010-06-30 2013-02-28 Exxonmobil Res & Eng Co Two stage hydroprocessing with divided wall column fractionator
SG185575A1 (en) 2010-06-30 2012-12-28 Exxonmobil Res & Eng Co Integrated gas and liquid phase processing of biocomponent feedstocks
US8828217B2 (en) 2010-06-30 2014-09-09 Exxonmobil Research And Engineering Company Gas and liquid phase hydroprocessing for biocomponent feedstocks
US9139782B2 (en) 2011-02-11 2015-09-22 E I Du Pont De Nemours And Company Targeted pretreatment and selective ring opening in liquid-full reactors
US8753501B2 (en) 2011-10-21 2014-06-17 Uop Llc Process and apparatus for producing diesel
US8747653B2 (en) 2011-03-31 2014-06-10 Uop Llc Process for hydroprocessing two streams
US8158069B1 (en) 2011-03-31 2012-04-17 Uop Llc Apparatus for mild hydrocracking
US8608940B2 (en) 2011-03-31 2013-12-17 Uop Llc Process for mild hydrocracking
US8518351B2 (en) 2011-03-31 2013-08-27 Uop Llc Apparatus for producing diesel
US8696885B2 (en) 2011-03-31 2014-04-15 Uop Llc Process for producing diesel
US8158070B1 (en) 2011-03-31 2012-04-17 Uop Llc Apparatus for hydroprocessing two streams
US8926826B2 (en) * 2011-04-28 2015-01-06 E I Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydroprocessing to improve sulfur removal using one or more liquid recycle streams
US8894838B2 (en) * 2011-04-29 2014-11-25 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing process using uneven catalyst volume distribution among catalyst beds in liquid-full reactors
US8691078B2 (en) 2011-05-17 2014-04-08 Uop Llc Process for hydroprocessing hydrocarbons
US8945372B2 (en) 2011-09-15 2015-02-03 E I Du Pont De Nemours And Company Two phase hydroprocessing process as pretreatment for tree-phase hydroprocessing process
US9365781B2 (en) * 2012-05-25 2016-06-14 E I Du Pont De Nemours And Company Process for direct hydrogen injection in liquid full hydroprocessing reactors
US9222037B2 (en) 2012-11-14 2015-12-29 Uop Llc Apparatuses and methods for deoxygenating biomass-derived pyrolysis oil
US20150119613A1 (en) * 2013-10-25 2015-04-30 Uop Llc Pyrolysis gasoline treatment process
US20150119615A1 (en) * 2013-10-25 2015-04-30 Uop Llc Pyrolysis gasoline treatment process
US20150129461A1 (en) * 2013-11-14 2015-05-14 Uop Llc Apparatuses and methods for hydrotreating coker kerosene
US10988421B2 (en) 2013-12-06 2021-04-27 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Removal of bromine index-reactive compounds
CA2937478C (en) * 2014-02-10 2021-03-09 Archer Daniels Midland Company Improved multiphase low mixing processes
EP3331969B1 (en) * 2015-08-06 2020-06-17 Uop Llc Process for reconfiguring existing treating units in a refinery
FR3094982A1 (fr) * 2019-04-12 2020-10-16 IFP Energies Nouvelles Procede d’hydrotraitement etage d’une charge lourde
US11208600B2 (en) * 2019-12-04 2021-12-28 Saudi Arabian Oil Company Mixed phase two-stage hydrotreating processes for enhanced desulfurization of distillates
US20230101213A1 (en) * 2021-09-21 2023-03-30 ExxonMobil Technology and Engineering Company Manufacture of renewable distillate from bio-oils

Family Cites Families (117)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2578704A (en) 1947-07-08 1951-12-18 Houdry Process Corp Reforming of hydrocarbons with dehydrogenation catalysts
US2878179A (en) 1955-09-13 1959-03-17 Pure Oil Co Process for selective hydrogenation of petroleum stocks
US2943999A (en) 1957-02-15 1960-07-05 Standard Oil Co Start-up of platinum catalyst hydroformers
US3072185A (en) * 1958-03-17 1963-01-08 Pure Oil Co Improved flooding method for the recovery of petroleum
US3072465A (en) 1958-05-23 1963-01-08 Tech Ind Nouvelles Soc Et Apparatus for the catalytic oxidation of hydrocarbons
US2943959A (en) * 1958-11-20 1960-07-05 Bantob Products Corp Manufacture of cigarettes
IT642040A (zh) 1959-12-30 1900-01-01
US3142545A (en) 1961-03-24 1964-07-28 Shell Oil Co System for hydrotreating of hydrocarbons
US3128242A (en) 1961-06-08 1964-04-07 Socony Mobil Oil Co Inc Isothermal-adiabatic catalytic hydrocarbon conversion
US3154481A (en) 1961-08-31 1964-10-27 Standard Oil Co Regenerative reforming process
US3130145A (en) 1961-10-06 1964-04-21 Standard Oil Co Method of preventing octane loss in a reforming system
US3328290A (en) 1965-03-30 1967-06-27 Standard Oil Co Two-stage process for the hydrocracking of hydrocarbon oils in which the feed oil ispretreated in the first stage
US3668112A (en) 1968-12-06 1972-06-06 Texaco Inc Hydrodesulfurization process
US3592757A (en) 1969-03-17 1971-07-13 Union Oil Co Combination hydrocracking-hydrogenation process
US3623974A (en) 1969-12-10 1971-11-30 Cities Service Res & Dev Co Hydrotreating a heavy hydrocarbon oil in an ebullated catalyst zone and a fixed catalyst zone
GB1331935A (en) 1969-12-12 1973-09-26 Shell Int Research Peocess for the catalytic hydroconversion of a residual hydroca rbon oil
US3720602A (en) 1971-02-26 1973-03-13 Exxon Research Engineering Co Water injection in a hydrodesulfurization process
US3981793A (en) 1975-06-30 1976-09-21 Phillips Petroleum Company Automatic control of a hydrocracker
FR2395069A1 (fr) 1977-06-20 1979-01-19 Inst Francais Du Petrole Procede de recyclage des reactifs gazeux utilises pour la regeneration d'un catalyseur d'hydroconversion d'hydrocarbures
US4367353A (en) * 1977-12-21 1983-01-04 Imperial Chemical Industries Limited Catalytic hydrogenation and purification
US4363718A (en) 1979-08-23 1982-12-14 Standard Oil Company (Indiana) Crystalline chromosilicates and process uses
US4419220A (en) 1982-05-18 1983-12-06 Mobil Oil Corporation Catalytic dewaxing process
US4501926A (en) 1982-05-18 1985-02-26 Mobil Oil Corporation Catalytic dewaxing process with zeolite beta
US4962269A (en) 1982-05-18 1990-10-09 Mobil Oil Corporation Isomerization process
US4855530A (en) 1982-05-18 1989-08-08 Mobil Oil Corporation Isomerization process
FR2541133A1 (fr) 1983-02-21 1984-08-24 Spie Batignolles Installation pour la transformation chimique d'un melange gazeux contenant de l'hydrogene et des hydrocarbures
DE3323885A1 (de) 1983-07-02 1985-01-03 Ruhrkohle Ag, 4300 Essen Verfahren zur prozesstechnischen einbindung von thermisch- und druckbelasteten mehrphasen-reaktoren speziell hydrierreaktoren in der sumpfphase
US4554065A (en) 1984-05-03 1985-11-19 Mobil Oil Corporation Isomerization process to produce low pour point distillate fuels and lubricating oil stocks
US4683214A (en) 1984-09-06 1987-07-28 Mobil Oil Corporation Noble metal-containing catalysts
US4960504A (en) 1984-12-18 1990-10-02 Uop Dewaxing catalysts and processes employing silicoaluminophosphate molecular sieves
US4919789A (en) 1985-06-03 1990-04-24 Mobil Oil Corp. Production of high octane gasoline
US4676887A (en) 1985-06-03 1987-06-30 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline
US4738766A (en) 1986-02-03 1988-04-19 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline
US4828677A (en) 1985-06-03 1989-05-09 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline
US4789457A (en) 1985-06-03 1988-12-06 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline by hydrocracking catalytic cracking products
US4943366A (en) 1985-06-03 1990-07-24 Mobil Oil Corporation Production of high octane gasoline
US4859311A (en) 1985-06-28 1989-08-22 Chevron Research Company Catalytic dewaxing process using a silicoaluminophosphate molecular sieve
US4921594A (en) 1985-06-28 1990-05-01 Chevron Research Company Production of low pour point lubricating oils
US4689138A (en) 1985-10-02 1987-08-25 Chevron Research Company Catalytic isomerization process using a silicoaluminophosphate molecular sieve containing an occluded group VIII metal therein
AU603344B2 (en) 1985-11-01 1990-11-15 Mobil Oil Corporation Two stage lubricant dewaxing process
US4678764A (en) 1985-11-21 1987-07-07 Mobil Oil Corporation Reactivation of noble metal-zeolite catalysts
US4750357A (en) * 1986-03-13 1988-06-14 Mobil Oil Corporation Thermocouple probe and method for measuring fluid flow rates
US4788378A (en) 1986-05-13 1988-11-29 Mobil Oil Corporation Dewaxing by isomerization
US4735780A (en) 1986-07-15 1988-04-05 The M. W. Kellogg Company Ammonia synthesis converter
US4867862A (en) 1987-04-20 1989-09-19 Chevron Research Company Process for hydrodehazing hydrocracked lube oil base stocks
US4954241A (en) 1988-02-26 1990-09-04 Amoco Corporation Two stage hydrocarbon conversion process
AU623504B2 (en) 1989-02-17 1992-05-14 Chevron Research And Technology Company Isomerization of waxy lube oils and petroleum waxes using a silicoaluminophosphate molecular sieve catalyst
US5082986A (en) 1989-02-17 1992-01-21 Chevron Research Company Process for producing lube oil from olefins by isomerization over a silicoaluminophosphate catalyst
US5246566A (en) 1989-02-17 1993-09-21 Chevron Research And Technology Company Wax isomerization using catalyst of specific pore geometry
US5149421A (en) 1989-08-31 1992-09-22 Chevron Research Company Catalytic dewaxing process for lube oils using a combination of a silicoaluminophosphate molecular sieve catalyst and an aluminosilicate zeolite catalyst
US5282958A (en) 1990-07-20 1994-02-01 Chevron Research And Technology Company Use of modified 5-7 a pore molecular sieves for isomerization of hydrocarbons
US5114562A (en) 1990-08-03 1992-05-19 Uop Two-stage hydrodesulfurization and hydrogenation process for distillate hydrocarbons
US5346609A (en) * 1991-08-15 1994-09-13 Mobil Oil Corporation Hydrocarbon upgrading process
US5403470A (en) 1993-01-28 1995-04-04 Union Oil Company Of California Color removal with post-hydrotreating
FR2704232B1 (fr) 1993-04-23 1995-06-16 Inst Francais Du Petrole Procede d'amelioration des qualites d'une charge hydrocarbonee par extraction et hydrodesulfuration et le gazole obtenu.
US5403469A (en) 1993-11-01 1995-04-04 Union Oil Company Of California Process for producing FCC feed and middle distillate
US5447621A (en) 1994-01-27 1995-09-05 The M. W. Kellogg Company Integrated process for upgrading middle distillate production
DE4428018A1 (de) 1994-08-08 1996-02-15 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von aromatischen Aminen
WO1996013563A1 (en) 1994-10-27 1996-05-09 Mobil Oil Corporation Wax hydroisomerization process
EP0793701B1 (en) * 1994-11-25 1999-01-27 Kvaerner Process Technology Limited Multi-step hydrodesulfurization process
WO1996026993A1 (en) 1994-12-19 1996-09-06 Mobil Oil Corporation Wax hydroisomerization process
US5833837A (en) 1995-09-29 1998-11-10 Chevron U.S.A. Inc. Process for dewaxing heavy and light fractions of lube base oil with zeolite and sapo containing catalysts
US5976351A (en) 1996-03-28 1999-11-02 Mobil Oil Corporation Wax hydroisomerization process employing a boron-free catalyst
FR2757532B1 (fr) 1996-12-20 1999-02-19 Inst Francais Du Petrole Procede de transformation d'une coupe gazole pour produire un carburant a haute indice de cetane, desaromatise et desulfure
US5904835A (en) 1996-12-23 1999-05-18 Uop Llc Dual feed reactor hydrocracking process
US5720872A (en) 1996-12-31 1998-02-24 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage hydroprocessing with multi-stage stripping in a single stripper vessel
US5705052A (en) * 1996-12-31 1998-01-06 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage hydroprocessing in a single reaction vessel
US7291257B2 (en) 1997-06-24 2007-11-06 Process Dynamics, Inc. Two phase hydroprocessing
JP4174079B2 (ja) 1997-06-24 2008-10-29 イー・アイ・デュポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニー ２相水素化処理
US7569136B2 (en) 1997-06-24 2009-08-04 Ackerson Michael D Control system method and apparatus for two phase hydroprocessing
EP1394237A1 (en) 1997-06-24 2004-03-03 Process Dynamics, Inc. Two phase hydroprocessing
US6929738B1 (en) 1997-07-15 2005-08-16 Exxonmobil Research And Engineering Company Two stage process for hydrodesulfurizing distillates using bulk multimetallic catalyst
US6017443A (en) * 1998-02-05 2000-01-25 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing process having staged reaction zones
US6299759B1 (en) * 1998-02-13 2001-10-09 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing reactor and process with gas and liquid quench
US6663768B1 (en) 1998-03-06 2003-12-16 Chevron U.S.A. Inc. Preparing a HGH viscosity index, low branch index dewaxed
US6200462B1 (en) 1998-04-28 2001-03-13 Chevron U.S.A. Inc. Process for reverse gas flow in hydroprocessing reactor systems
US6036844A (en) * 1998-05-06 2000-03-14 Exxon Research And Engineering Co. Three stage hydroprocessing including a vapor stage
US5980729A (en) 1998-09-29 1999-11-09 Uop Llc Hydrocracking process
US6106694A (en) 1998-09-29 2000-08-22 Uop Llc Hydrocracking process
US6497810B1 (en) * 1998-12-07 2002-12-24 Larry L. Laccino Countercurrent hydroprocessing with feedstream quench to control temperature
WO2000034416A1 (en) 1998-12-08 2000-06-15 Exxon Research And Engineering Company Production of low sulfur/low aromatics distillates
US6123830A (en) * 1998-12-30 2000-09-26 Exxon Research And Engineering Co. Integrated staged catalytic cracking and staged hydroprocessing process
US6106695A (en) 1999-03-22 2000-08-22 Uop Llc Catalytic hydrocracking process
FR2793256B1 (fr) 1999-05-05 2001-07-27 Total Raffinage Distrib Procede d'obtention de produits petroliers a faible taux de soufre par desulfuration d'extraits
US6217746B1 (en) 1999-08-16 2001-04-17 Uop Llc Two stage hydrocracking process
US6312586B1 (en) 1999-09-27 2001-11-06 Uop Llc Multireactor parallel flow hydrocracking process
US6294080B1 (en) 1999-10-21 2001-09-25 Uop Llc Hydrocracking process product recovery method
US6402935B1 (en) 1999-11-23 2002-06-11 Uop Llc Hydrocracking process
US6627778B2 (en) 2000-04-19 2003-09-30 China Petrochemical Corporation Selective hydrogenation process for removing C10-C16 diolefins
US6387245B1 (en) 2000-09-26 2002-05-14 Uop Llc Hydrocracking process
US6444116B1 (en) 2000-10-10 2002-09-03 Intevep, S.A. Process scheme for sequentially hydrotreating-hydrocracking diesel and vacuum gas oil
KR100571731B1 (ko) 2000-11-11 2006-04-17 할도르 토프쉐 에이/에스 개선된 수소화공정 방법 및 기존의 수소화공정 반응기를개장하는 방법
FR2818283B1 (fr) 2000-12-20 2003-02-14 Inst Francais Du Petrole Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee comprenant une etape d'hydrotraitement en lit fixe a contre-courant
US6497813B2 (en) 2001-01-19 2002-12-24 Process Dynamics, Inc. Solvent extraction refining of petroleum products
US6649042B2 (en) 2001-03-01 2003-11-18 Intevep, S.A. Hydroprocessing process
US6656342B2 (en) 2001-04-04 2003-12-02 Chevron U.S.A. Inc. Graded catalyst bed for split-feed hydrocracking/hydrotreating
US7041211B2 (en) 2001-06-28 2006-05-09 Uop Llc Hydrocracking process
DE10155281A1 (de) 2001-11-08 2003-06-05 Solvent Innovation Gmbh Verfahren zur Entfernung polarisierbarer Verunreinigungen aus Kohlenwasserstoffen und Kohlenwasserstoffgemischen durch Extraktion mit ionischen Flüssigkeiten
US6702935B2 (en) 2001-12-19 2004-03-09 Chevron U.S.A. Inc. Hydrocracking process to maximize diesel with improved aromatic saturation
US7078439B2 (en) 2001-12-28 2006-07-18 Conocophillips Company Systems and methods for catalyst/hydrocarbon product separation
US7354462B2 (en) 2002-10-04 2008-04-08 Chevron U.S.A. Inc. Systems and methods of improving diesel fuel performance in cold climates
US20040159582A1 (en) 2003-02-18 2004-08-19 Simmons Christopher A. Process for producing premium fischer-tropsch diesel and lube base oils
US7094332B1 (en) 2003-05-06 2006-08-22 Uop Llc Integrated process for the production of ultra low sulfur diesel and low sulfur fuel oil
US7682500B2 (en) 2004-12-08 2010-03-23 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US7238277B2 (en) 2004-12-16 2007-07-03 Chevron U.S.A. Inc. High conversion hydroprocessing
US7531082B2 (en) * 2005-03-03 2009-05-12 Chevron U.S.A. Inc. High conversion hydroprocessing using multiple pressure and reaction zones
US20080023372A1 (en) 2006-07-27 2008-01-31 Leonard Laura E Hydrocracking Process
US7906013B2 (en) 2006-12-29 2011-03-15 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US20080159928A1 (en) 2006-12-29 2008-07-03 Peter Kokayeff Hydrocarbon Conversion Process
US7799208B2 (en) 2007-10-15 2010-09-21 Uop Llc Hydrocracking process
US7794588B2 (en) 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to decrease polyaromatics
US7790020B2 (en) 2007-10-15 2010-09-07 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to improve cetane number
US7803269B2 (en) 2007-10-15 2010-09-28 Uop Llc Hydroisomerization process
US7794585B2 (en) 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
CA2710276A1 (en) * 2007-12-20 2009-07-02 Exxonmobil Research And Engineering Company Multi-stage co-processing of biofeeds for manufacture of diesel range hydrocarbons
US8999141B2 (en) 2008-06-30 2015-04-07 Uop Llc Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor
US8008534B2 (en) 2008-06-30 2011-08-30 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with temperature management

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