CN102639679B - 使用分隔壁塔分馏器的两阶段加氢加工 - Google Patents

使用分隔壁塔分馏器的两阶段加氢加工 Download PDF

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Abstract

分隔壁塔允许使多个料流分馏同时保持分开产品的品质。可以将来自反应系统多个阶段的流出物在单个分隔壁塔中加工。分隔壁塔可以从各分开区域产生多个馏分以及由共用区域产生至少一个输出。

Description

使用分隔壁塔分馏器的两阶段加氢加工
技术领域
本发明提供使用分隔壁塔作为分馏器的多阶段加氢加工方法。
发明背景
对精制操作来说必须的设备是精制中成本的主要来源之一。该设备可以包括催化反应器、分馏器和/或分离器和其他支撑设备。在常规工艺链中，各催化反应器可以具有与反应器连接的专用的分馏器或分离器以分离出催化反应阶段产生的各种产品。
节省资金成本的一个方法为允许多于一个反应器使用相同分馏器。美国专利No.3,412,016显示了一个包括多个体积的分馏器的实例。在该专利中，使两个独立的精制汽油料流(如低辛烷和高辛烷汽油)在分馏器中分馏。在该分馏器中，允许两种汽油馏分的轻馏分部分进行混合。然而，没有描述或建议表明汽油“底部产物”部分的任何交互作用、再循环或其他混合。来自分馏器的输出为轻质馏分和两种不同的重质馏分。
欧洲专利申请公布No.EP0819752似乎提供了使用具有多个体积的分馏器的另外实例。在该公布中，显示将两个分开输入料流提供到分馏器中。允许分馏器各侧产生的各蒸气部分的混合，导致由分馏器产生一种或多种轻质产品馏分。分馏器各侧还产生底部产物部分。在一些图中，底部产物部分在离开分馏器后显示保持分离，而在其他图中，分馏器第二侧的输入包括来自分馏器两侧的底部产物部分。
发明概述
在本发明第一方面中，提供了一种生产低硫蒸馏产品的方法。该方法包括使原料在第一有效加氢处理条件下加氢处理。可以使经加氢处理的原料在分隔壁塔分馏器的第一体积中分馏以至少产生第一产品馏分、第一底部产物馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第一共同馏分。可以使第一底部产物馏分的一部分在有效加氢加工条件下加氢加工。然后可以使经加氢加工的第一底部产物馏分在分隔壁塔分馏器的第二体积中分馏以至少产生第二产品馏分、第三产品馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第二共同馏分。在该实施方案中，第二产品馏分相对于第一产品馏分可以有利地具有至少一种改善的性能，且第三产品馏分相对于第一底部产物馏分可以有利地具有至少一种改善的性能。
在本发明另一方面中，提供了一种生产低硫蒸馏产品的方法。该方法包括使原料在有效加氢处理条件下加氢处理。可以使经加氢处理的原料在分隔壁塔分馏器的第一体积中分馏以至少产生第一柴油馏分和第一底部产物馏分。可以将第一底部产物馏分的一部分在脱蜡催化剂存在下在有效催化脱蜡条件下脱蜡。可以将经脱蜡的底部产物馏分在分隔壁塔分馏器的第二体积中分馏以至少产生第二柴油馏分和第二底部产物馏分。在该实施方案中，第二柴油馏分相对于第一柴油馏分可以有利地具有至少一种改善的冷流性能，且第二底部产物馏分相对于第一底部产物馏分可以有利地具有至少一种改善的冷流性能。
在本发明再一方面中，提供了一种生产低硫蒸馏产品的方法。该方法包括使原料在有效加氢处理条件下加氢处理。然后可以使原料在包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力、约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的约2倍至约15倍的氢气处理气体速度的第一有效加氢裂化条件下加氢裂化。可以使经加氢裂化的原料在分隔壁塔分馏器的第一体积中分馏以至少产生第一柴油馏分和第一底部产物馏分。然后可以将第一底部产物馏分的一部分在第二有效加氢裂化条件下加氢裂化，优选不再循环。可以将经加氢裂化的底部产物馏分在分隔壁塔分馏器的第二体积中分馏以至少产生第二柴油馏分和第二底部产物馏分。在该实施方案中，第二柴油馏分相对于第一柴油馏分可以有利地具有至少一种改善的冷流性能，且第二底部产物馏分相对于第一底部产物馏分可以有利地具有至少一种改善的冷流性能。
附图简述
图1示意性显示了用于实施根据本发明实施方案的方法的反应系统。
图2示意性显示了用于实施根据本发明实施方案的方法的反应系统。
优选实施方案的详述
本发明提供了用于烃进料的改善加工的各种系统和方法。在各种实施方案中，各系统和方法的优点可以包括减少设备需要和/或降低由多个反应器系统生产多个蒸馏产品料流的成本。
在一个实施方案中，将分隔壁塔用作作为两阶段加氢处理和/或加氢裂化单元的一部分的分馏器。在该实施方案中，分隔壁塔可以允许较低的成本生产柴油燃料，有利地具有的硫含量为约15wppm或更少，优选约10wppm或更少的柴油燃料。在该类型的实施方案中，可以使用共享单个分馏器的两个加氢处理和/或加氢裂化反应器。可以将来自第一加氢处理和/或加氢裂化阶段的流出物送至分隔壁塔的第一体积。可以使送至该第一体积的流出物分馏为至少两种较重的馏分和一种或多种较轻的馏分。较重的馏分可以由分隔壁高度以下的位置离开分馏器，而较轻的馏分可以由分隔壁以上的分馏器的共用部分离开分馏器。至少两种较重的馏分可以包括底部产物馏分和产品馏分如柴油馏分。可以将底部产物馏分的至少一部分送至第二加氢处理和/或加氢裂化反应器。任选地，还可以将产品(柴油)馏分的至少一部分送至第二反应器。然后可以将来自第二反应器的流出物通至分隔壁塔的第二体积以产生至少两种较重的额外馏分和一种或多种较轻的馏分。来自该第二反应器的该至少两种较重的馏分也可以包括底部产物馏分和产品馏分，如硫含量为约15wppm或更少，优选约10wppm或更少的柴油馏分。在该类型的实施方案中，分隔壁塔的分开体积可以有利地能生产较低硫(柴油)产品。
在以上类型的反应系统中，进一步的改善可以通过防止来自第二分馏器体积的底部产物和/或产品(柴油)馏分的产品的任意再循环来实现。在包括真空瓦斯油馏分的严格加氢处理和/或加氢裂化的方法中，一个关注可以包括多核芳族化合物(PNA)的生产。PNA化合物在其结构中包括两个或更多个稠合的芳族环。其中可以将重质化合物再循环多次的方法可能导致PNA的产生增加。在一个实施方案中，通过使用分隔壁塔作为分馏器可以减少和/或减轻PNA的产生，同时还降低成本。在该类型的实施方案中，可以将来自分隔壁塔的第一体积的底部产物的至少一部分送至第二加氢处理和/或加氢加工反应器。然后可以将来自该反应器的流出物送至分馏器的第二体积。然而，优选不将来自第二分馏器体积的底部产物再循环。因此，起始进料的重质部分无需在第二反应器的反应阶段中遭受额外时间。该类型的实施方案可以提供将单个分馏器用于多阶段加氢裂化方法而降低成本，同时还减少或最小化PNA的产生。
在另外类型的实施方案中，可以将多个反应器和分隔壁塔用于以降低的成本生产各种等级的蒸馏产品和瓦斯油产品。在该实施方案中，第一反应器可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化阶段，从而提供具有合适硫含量，如约50wppm或更少，例如约30wppm或更少，约15wppm或更少或约10wppm或更少的硫含量的进料。可以将来自该反应器的流出物送至分隔壁塔的第一体积以分馏。分馏器的第一体积可以至少产生产品(柴油)馏分、底部产物馏分和可以由共用体积离开分隔壁塔的较轻馏分。产品(柴油)馏分可适合用作标准柴油燃料。然后可以将底部产物馏分的至少一部分送至包括催化脱蜡阶段的第二反应器。任选地，还可以将产品(柴油)馏分的一部分送至第二反应器。任选地，第二反应器还可以包括其他阶段，如加氢处理、加氢裂化和/或加氢精制阶段。可将来自第二反应器的流出物送至分隔壁塔的第二体积。当产品馏分在柴油沸程中沸腾时，这可导致至少产生耐寒柴油馏分、具有改善冷流性能的底部产物馏分和可以由共用体积离开分隔壁塔的较轻馏分。在该类型的实施方案中，与分隔壁塔组合的两个反应器可以产生至少四种蒸馏产品。该蒸馏产品可以包括柴油产品、相对于柴油产品具有改善冷流性能的耐寒柴油产品、作为来自第一分馏器体积的底部产物的真空瓦斯油产品(其可任选适合作为FCC原料)和作为来自第二分馏器体积的底部产物的具有改善冷流性能的真空瓦斯油产品(其可任选适合作为润滑基础原料用于其他加工)。
作为分馏器的分隔壁塔
在各种实施方案中，可以将分隔壁塔用作分馏塔。分隔壁塔可以含有至少3个分开体积。体积之一为共用体积，通常位于分隔壁塔的顶部。分隔壁塔中其余的体积可以为由分隔壁相互分开的体积。各体积均经由共用体积相互进行流体输送。然而，具有显著高沸点的石油馏分应不能由塔向上传输足够高度而到达共用体积，由此使石油馏分根据沸点有效分馏。
在以下各种实施方案中，分隔壁塔被描述为具有一个共用体积和两个分开体积。然而，分隔壁塔还可以具有三个或更多个分开体积，只要在至少2个分开体积之间和多至所有分开体积之间共享至少一个共用体积。
各体积可以以对所需分馏来说有利的任意构造排列。一个选择是使每个分开体积近似占据分隔区段的相等部分。例如以上具有两个分开区域和一个共用区域的分隔壁塔可以使各个分开区域近似占据分隔壁塔下部的一半。相似地，具有3个分开区域的分隔壁塔可以使各分开区域近似占据下部的三分之一。替换地，分开区域各自可以具有不同体积，其取决于分隔壁塔的操作条件，可以与各希望的体积的大小成比例。
在各种实施方案中，分隔壁的位置可为得到对分开区域来说合适体积的任意有利位置。对于具有近似圆柱形的分隔壁塔来说，一个选择包括具有对应于塔直径的分隔壁，这产生了具有近似相等体积的两个分开区域。另一选择包括具有对应于连接圆形圆周上两个点的弦的分隔壁，由此导致各分开区域具有不同体积。再一选择包括对分开部分来说形成同心圆形体积的分隔壁。尽管认为对分隔壁塔外壳来说优选近似圆柱形，但是对分隔壁的以上布置同样可以适用于具有其他形状的塔。
在实施方案中，分隔壁可以具有足以允许从塔内的分开体积除去两种或更多种馏分的高度。这是指不与共用体积混合的至少两种馏分可以从分开区域除去。例如，分开区域可以用于生产真空瓦斯油底部产物料流和柴油料流，其由分开体积在分隔壁高度以下的位置取出。在一个优选的实施方案中，分隔壁可以具有足以允许从各分开体积除去两种或更多种馏分的高度。
在另外实施方案中，分隔壁高度可以基于控制由塔产生的多种产品馏分之间的污染物的量而选择。例如，在生产柴油馏分的分隔壁塔中，分开体积可以用于生产不同质量的两种柴油馏分，例如一种柴油馏分具有较高硫量而第二种柴油馏分满足更严格的规定(即具有较低硫含量)。在该实例中，可希望限制两种柴油馏分之间存在的交换量。为了限制该交换，可以选择分隔壁的高度以限制各馏分之间的“污染物”量。在实施方案中，分隔壁可以具有足够的高度使得来自第一分开体积的小于约10重量%，例如小于约5重量%，小于约1重量%，小于约0.1重量%或小于约0.05重量%产品对应于来自第二分开体积的物质。允许/所需污染物的量可以取决于产品的性质。例如如果污染物会引起产品落到政府制定的规定或其它要求之外，则可以选择分隔壁高度以将污染物限制至更严格的水平，如小于约0.1重量%或小于约0.05重量%。替换地，如果希望减少污染物仅仅由于纯度降低的产品的价值降低，则分隔壁高度可以由其他经济考虑而平衡。在实施方案中，模拟和/或模型化合物实验可以用于确定合适的分隔壁高度。
替换地，分隔壁高度可以基于冷凝区在塔中的位置而选择。对于由蒸馏塔生产的给定产品，产品的冷凝区或冷凝阶段可以表示给定产品的蒸气移动的预期高度的上限。对防止柴油馏分之间的污染的实例来说，预期选择对应于柴油馏分的冷凝区的分隔壁高度以使污染限制为至约3重量%或更少，例如至约1重量%或更少，至约0.1重量%或更少或至约0.05重量%或更少。
在又一实施方案中，分隔壁高度可以相对于分隔壁塔的一个或多个特征而选择。例如分隔壁高度可以选择为近似与塔底和闪蒸区高度之间的高度相对应。在另外的实施方案中，分隔壁高度可以对应于塔中塔板的底部部分的高度。
在再一实施方案中，分隔壁高度可以为分隔壁塔高度的至少约15%，例如至少约25%或至少约30%。替换地，分隔壁高度可以为分隔壁塔高度的约75%或更少，例如约60%或更少，约50%或更少，约40%或更少或约30%或更少。额外地或替换地，分隔壁高度可以为约75米或更少，例如约50米或更少，约35米或更少，约25米或更少或约15米或更少。
在分隔壁塔代替一个或多个现有分馏塔的实施方案中，可以选择分隔壁塔直径使得分开体积的截面面积近似对应于被代替的各分馏塔的截面面积。在实施方案中，分开体积的截面面积可以为要被代替的各分馏塔的截面面积的约10%或更少或约5%或更少。
在实施方案中，分隔壁塔内部可以包括分馏器的典型组件。例如一系列塔板可以位于分隔壁塔内以辅助分馏。部分塔板可位于共用体积中。其他塔板可以位于分开体积中。分开体积中的塔板位置和/或间隔在各自体积中可以相同或不同。作为塔板的替换物，可以使用通常可用于分馏器的任意其他类型的内部结构体，如无规填料、结构化填料、栅格、液体和/或蒸气分布器、液体和/或蒸气收集器等或其组合。分隔壁塔还可以包括其他典型的分馏器元件，如闪蒸区和/或槽。
原料
在实施方案中，在包括分隔壁塔的反应系统中加工的原料可以为起始沸点为至少约400°F(约204°C)，例如至少约450°F(约232°C)，至少约500°F(约260°C)，至少约550°F(约288°C)，至少约600°F(约316°C)或至少约650°F(约343°C)的原料。在另外的实施方案中，原料可以具有约1200°F(约649°C)或更小，例如约1100°F(约593°C)或更小，约1050°F(约566°C)或更小，约1000°F(约538°C)或更小或约900°F(约482°C)或更小的最终沸点。替换地，原料可以通过使规定百分数的进料沸腾所需的沸点来表征。例如，使至少5重量%进料沸腾所需的温度称为“T5”沸点。优选，原料可具有至少约400°F(约204°C)，例如至少约450°F(约232°C)，至少约500°F(约260°C)，至少约550°F(约288°C)，至少约600°F(约316°C)，至少约650°F(约343°C)或至少约665°F(约352°C)的T5沸点。优选，原料可具有约1150°F(约621°C)或更小，例如约1100°F(约593°C)或更小，约1050°F(约566°C)或更小，约1000°F(约538°C)或更小，约900°F(约482°C)或更小或约850°F(约454°C)或更小的T95沸点。
原料通常包括矿物油。“矿物油”是指化石/矿物燃料来源，如原油，且不为市售有机产品，如以CAS号8020-83-5例如由Aldrich销售。矿物油的实例可以包括但不限于直馏(常压)瓦斯油、真空瓦斯油、去金属油、焦化馏出物、催化裂化馏出物、重质石脑油、柴油沸程蒸馏馏分、喷气式发动机燃料沸程蒸馏馏分、煤油沸程蒸馏馏分和煤液体。原料的矿物油部分可以包括这些实例料流中任一种或其任意组合。优选，原料不含任意可感知的沥青质。
原料的矿物油部分可以含有含氮化合物(缩略为“氮”)。例如矿物油可以含有基于矿物油组分总重量为至少约5wppm的氮。优选，矿物油含有基于矿物油组分总重量为不大于约1.0重量%的氮。至少大部分氮通常呈有机氮化合物的形式。
原料的矿物油部分通常含有含硫化合物(缩略为“硫”或“硫含量”)。该类化合物通常可以以基于矿物油总重量为大于约100wppm，通常大于约500wppm或大于约0.1重量%的硫含量存在于矿物油中。优选，矿物油的硫含量基于矿物油总重量不大于约6重量%，优选不大于约4重量%。
额外或替换地，适合用于各种实施方案中的矿物油进料料流可以具有约50wppm至约6000wppm氮，优选约50wppm至约2000wppm氮或约75wppm至约1000wppm氮。额外或替换地，适合在本文中使用的进料料流可以具有约100wppm至约40,000wppm硫，优选约200wppm至约30,000wppm硫或约350wppm至约25,000wppm硫。
在本发明的各种实施方案中，进料可以额外或替换地包括来自生物组分来源如植物、动物、鱼和/或藻类的进料。这些生物材料通常包括植物脂肪/油、动物脂肪/油、鱼油、热解油和藻类类脂/油以及该类材料的组分。更具体而言，类脂材料包括一种或多种类型的类脂化合物。类脂化合物通常为不溶于水但溶于非极性(或脂肪)溶剂中的生物化合物。该类溶剂的非限制性实例包括醇类、醚类、氯仿、乙酸烷基酯、苯及其组合。
大部分类脂种类包括但不必限于脂肪酸、甘油衍生的类脂(包括脂肪、油和磷脂)、鞘氨醇衍生的类脂(包括神经酰胺、脑苷脂类、神经节苷酯和鞘磷脂)、甾族化合物及其衍生物、萜烯及其衍生物、脂溶性维生素、某些芳族化合物和长链醇及蜡。
在生命有机体中，类脂通常用做细胞膜的基础和燃料存储的形式。类脂还可以用于与蛋白质或碳水化合物共轭，如呈脂蛋白和脂多糖形式。
根据本发明可以使用的植物油的实例包括但不限于菜籽(油菜)油、大豆油、椰子油、向日葵油、棕榈油、棕榈仁油、花生油、亚麻籽油、妥尔油、玉米油、蓖麻油、麻风树油(jatrophaoil)、霍霍巴油、橄榄油、麻子油(flaxseedoil)、亚麻荠油(camelinaoil)、红花油、巴巴苏油、动物脂油和米糠油。
在本文中所称的植物油还可以包括经加工的植物油材料。经加工的植物油材料的非限制性实例包括脂肪酸和脂肪酸烷基酯。烷基酯通常包括C1-C5烷基酯。优选甲基酯、乙基酯和丙基酯中的一种或多种。
根据本发明可以使用的动物脂肪的实例包括但不限于牛脂肪(牛油)、猪脂肪(猪油)、火鸡脂肪、鱼脂肪/油和鸡脂肪。动物脂肪可以由包括餐馆和肉类生产设备之内的任何合适来源获得。
在本文中所称的动物脂肪还包括经加工的动物脂肪材料。经加工的动物脂肪材料的非限制性实例包括脂肪酸和脂肪酸烷基酯。烷基酯通常包括C1-C5烷基酯。优选甲基酯、乙基酯和丙基酯中的一种或多种。
藻类油或类脂通常以膜组分、储存产物和代谢物的形式含在藻类中。某些藻株，特别是微藻类如硅藻和蓝藻细菌，含有高比例的类脂。用于藻类油的藻类来源可以含有不同量，例如基于生物质本身总重量为2-40重量%的类脂。
用于藻类油的藻类来源包括但不限于单细胞和多细胞藻类。该藻类的实例包括红藻(rhodophyte)、绿藻(chlorophyte)、长短鞭毛藻(heterokontophyte)、三波藻(tribophyte)、灰胞藻门(glaucophyte)、丝足虫门(chlorarachniophyte)、眼虫藻(euglenoid)、金藻(haptophyte)、隐藻(cryptomonad)、沟鞭藻(dinoflagellum)、浮游植物(phytoplankton)等及其组合。在一个实施方案中，藻类可以为冰藻门(chlorophyceae)和/或定鞭藻门(Haptophyta)的藻类。具体种类可以包括但不限于富油新绿藻(Neochlorisoleoabundans)、二形栅藻(Scenedesmusdimorphus)、纤细裸藻(Euglenagracilis)、三角褐指藻(Phaeodactylumtricornutum)、颗石藻(Pleurochrysiscarterae)、小定鞭金藻(Prymnesiumparvum)、周氏扁藻(Tetraselmischui)和莱茵衣藻(Chlanydomonasreinhardtii)。
原料可以包括基于生物组分来源为不同量的进料料流。进料可按需包括基于生物组分来源为至少约0.1重量%，例如至少约0.5重量%，至少约1重量%，至少约3重量%，至少约10重量%或至少约15重量%的进料。在该类实施方案中，进料可以包括约60重量%或更少，例如约50重量%或更少，约40重量%或更少或约30重量%或更少的生物组分。在其他实施方案中，生物组分进料(例如用于与进料的矿物油部分共加工)的量可以相对少，例如其中进料包括基于生物组分来源为至少约0.5重量%，例如至少约1重量%，至少约2.5重量%或至少约5重量%的原料。在该类实施方案中，进料可以包括约20重量%或更少，例如约15重量%或更少，约10重量%或更少或约5重量%或更少的生物组分基原料。
可以在本发明中使用的生物组分进料可以包括主要包含甘油三酯和游离脂肪酸(FFA)的任意那些。甘油三酯和FFA通常在其结构中含有具有8-36个碳，优选10-26个碳，例如14-22个碳的脂族烃链。甘油三酯的类型可以根据其脂肪酸组分确定。脂肪酸组分可以使用气相色谱(GC)分析而简单测定。该分析包括萃取脂肪或油、皂化(水解)脂肪或油、制备皂化脂肪或油的烷基(例如甲基)酯和使用GC分析测定(甲基)酯类型。在一个实施方案中，基于存在于类脂材料中的总甘油三酯，大多数(即大于50%)存在于类脂材料中的甘油三酯可以由C10-C26脂肪酸组分构成。此外，甘油三酯为具有与甘油和三个脂肪酸的反应产物相同结构的分子。因此，尽管本文描述甘油三酯由脂肪酸构成，但应理解脂肪酸组分不必须含有羧酸氢。在一个实施方案中，基于总甘油三酯含量，大多数存在于生物组分进料中的甘油三酯可以优选由C12-C18脂肪酸组分构成。由生物原材料组分得到的其他类型的进料可以包括脂肪酸酯如脂肪酸烷基酯(例如FAME和/或FAEE)。
生物组分基柴油沸程进料料流通常具有相对低的氮含量和硫含量。例如生物组分基进料料流可以含有至多约300wppm氮，例如至多约100wppm氮。代替氮和/或硫，生物组分进料中主要的杂原子组分为氧。生物组分柴油沸程进料料流例如可以包括高达约10-12重量%的氧。
反应系统
分隔壁塔可以用于包括分馏器的任何反应系统。在实施方案中，合适反应系统的一个实例包括两个反应器和一个分隔壁塔。在该实施方案中，可以将原料通入第一反应器。第一反应器可以包括一个或多个用于加氢处理、加氢裂化和/或另外类型的转化工艺的阶段。
然后可以将来自第一反应器的流出物通至分隔壁塔。该流出物可以进入分隔壁塔的第一分开体积。分隔壁塔可以使第一流出物分馏为底部产物部分、从该分开体积离开分隔壁塔的另外部分和进入分隔壁塔中的共用体积的较轻部分。在其中底部产物部分对应于在真空瓦斯油沸程内沸腾的进料(如适合用作流体催化裂化工艺进料的底部产物部分)的实施方案中，由分开体积离开分隔壁塔的另外部分可以为柴油馏分。更通常地，由分开体积离开分隔壁塔的额外部分可以为沸点小于底部产物但高于进入共用体积部分的任意不同馏分。因此，取决于底部产物的性质，另外部分可以可选地为柴油馏分、耐寒柴油馏分、煤油馏分、重质石脑油馏分、轻粗柴油馏分等。
然后可以将来自分隔壁塔的第一(分开)体积的底部产物中至少一部分通至第二反应器。任选地，还可以将由第一体积离开的任意另外馏分中的至少一部分通至第二反应器。第二反应器可以包括一个或多个用于进行加氢处理、加氢裂化、催化异构化、加氢精制和/或另外所需类型的加氢加工的阶段。在一些实施方案中，第二反应器中加氢加工目的可以为改善来自第二反应器的流出物的至少一种性能，如降低硫水平、改善倾点和/或改善浊点。
然后可以将来自第二反应器的流出物通至分隔壁塔的第二分开体积而用于分馏。第二体积可以使来自第二反应器的流出物分馏为至少底部产物部分、任选但优选地由第二体积离开的另外部分、和进入共用体积的部分。在实施方案中，可以将进入共用体积的分馏流出物的所有部分分馏为一种或多种产品，如煤油馏分、一种或多种类型的石脑油馏分和/或轻端馏分。优选，不将底部产物馏分和/或由第二体积离开的另外部分再循环至第一反应器，不再循环至第二反应器，或者优选二者。然而，这些馏分可以进行进一步加工。例如在其中第二反应器包括催化异构化阶段的实施方案中，来自第二体积的底部产物馏分可以包括适合用于进一步加工成润滑剂进料的真空瓦斯油进料。
额外或替换地，本发明可以包括一个或多个如下实施方案。
实施方案1.一种生产低硫蒸馏产品的方法，包括：使原料在第一有效加氢处理条件下加氢处理；使经加氢处理的原料在分隔壁塔分馏器的第一体积中分馏以至少产生第一产品馏分、第一底部产物馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第一共同馏分；使第一底部产物馏分的一部分在有效加氢加工条件下加氢加工；和使经加氢加工的第一底部产物馏分在分隔壁塔分馏器的第二体积中分馏以至少产生第二产品馏分、第三产品馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第二共同馏分，其中所述第二产品馏分相对于第一产品馏分具有至少一种改善的性能且所述第三产品馏分相对于第一底部产物馏分具有至少一种改善的性能。
实施方案2.实施方案1中的方法，其中：加氢加工包括在脱蜡催化剂存在下在有效催化脱蜡条件下脱蜡；第一产品馏分为第一柴油馏分；第二产品馏分为第二柴油馏分；且第三产品馏分为第二底部产物馏分。
实施方案3.实施方案1中的方法，其进一步包括在加氢处理和分馏步骤之间的加氢裂化步骤，该步骤包括使经加氢处理的原料在包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力、约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的约2倍至约15倍的氢气处理气体速度的第一有效加氢裂化条件下加氢裂化，并且其中：加氢加工包括在第二有效加氢裂化条件下加氢裂化而不再循环；第一产品馏分为第一柴油馏分；第二产品馏分为第二柴油馏分；并且第三产品馏分为第二底部产物馏分。
实施方案4.前述实施方案中任一项的方法，其中有效加氢处理条件包括约0.3hr-1至约5.0hr-1的LHSV、约500psig(约3.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的总压和约650°F(约343°C)至约800°F(约427°C)的温度。
实施方案5.实施方案4中的方法，其中有效加氢处理条件包括提供在加氢处理过程中消耗的氢气的约2倍至约5倍的氢气量的处理气体速度。
实施方案6.实施方案3-5任一个中的方法，其中有效加氢裂化条件包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力、约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的约2倍至约15倍的氢气处理气体速度。
实施方案7.前述实施方案中任一项的方法，其中第二产品馏分的硫含量小于第一产品馏分的硫含量，并且其中第三产品馏分的硫含量小于第一底部产物馏分的硫含量。
实施方案8.前述实施方案中任一项的方法，其中分隔壁高度的选择使得第二产品馏分含有约1重量%或更少的对应于第一产品馏分的材料。
实施方案9.实施方案2和4-8中任一项的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
实施方案10.实施方案2和4-9中任一项的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括约125°C至约425°C的温度、约500psig(约3.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的总压、约0.1hr-1至约5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的约2倍至约5倍的氢气处理气体速度。
实施方案11.实施方案2和4-10中任一项的方法，其中有效催化脱蜡条件包括约280°C至约380°C的温度、约300psig(约2.1MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的压力、约0.1hr-1至约5.0hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的约2倍至约15倍的氢气处理气体速度。
实施方案12.前述实施方案中任一项的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少约10°C；第一产品馏分的硫含量为约15wppm或更少；并且第二底部产物馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少约10°C。
实施方案13.实施方案1-2和7-12中任一项的方法，其中不将第二产品馏分和第二底部产物馏分再循环至加氢加工阶段。
实施方案14.实施方案3-8和12中任一项的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力、约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的约2倍至约15倍的氢气处理气体速度。
实施方案15.实施方案3-8、12和14中任一项的方法，其在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后进一步包括使部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
实施例
实施例1：用于低硫柴油生产的构造
在实施方案中，分隔壁塔可以在用于生产低硫柴油的双反应器反应系统中用作分馏器。图1示意性显示了该类型系统的实例。在图1所示的实施方案中，反应器110包括一个或多个用于进料的加氢处理和/或加氢裂化的阶段。图1显示的反应器110包括一个加氢处理阶段112和一个加氢裂化阶段114。然而，任意其他有利的阶段组合可以可选地包括在反应器110中。应注意，尽管图1显示的反应器110包括多个阶段，在另外的实施方案中，可以使用多个连续的反应器代替具有多个阶段的单个反应器。
在加氢处理阶段中，将进料105在有效加氢处理条件下在加氢处理阶段112中暴露于加氢处理催化剂。加氢处理阶段中的催化剂可以为能够催化加氢处理反应的催化剂，如常规加氢处理催化剂，例如包括在载体上的第VIB族金属和/或第VIII族金属(例如包含钴、镍、钼、钨或其任意组合；优选的金属组合包括镍和钼或镍、钴和钼；合适的载体可以包括二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化铝、二氧化钛等，及其组合)。
加氢处理阶段中的反应条件可以为适合降低进料料流硫含量的条件。加氢处理反应条件可以包括约0.3hr-1至约5.0hr-1的LHSV、约500psig(约3.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的总压、约500°F(约260°C)至约800°F(约427°C)的温度和含有至少约80%氢气的的处理气体(其余为惰性气体)。优选，反应条件可以包括约0.5hr-1至约1.5hr-1的LHSV、约1400psig(约9.7MPag)至约2000psig(约13.8MPag)的总压和约700°F(约371°C)至约750°F(约399°C)的温度。
在实施方案中，送至加氢处理阶段的处理气体量可以基于该阶段中氢气的消耗。加氢处理阶段的处理气体速度可以为该阶段中每桶新鲜进料消耗氢气量的约2倍至约5倍。典型的加氢处理阶段可以消耗约50scf/bbl(约8Nm3/m3)至约1000scf/bbl(约170Nm3/m3)氢气，这取决于各种因素，包括要加氢处理的进料的性质。因此，处理气体速度可以为约100scf/bbl(约17Nm3/m3)至约5000scf/bbl(约840Nm3/m3)。优选，处理气体速度可以为消耗氢气量的约4倍至约5倍。应注意以上处理气体速度指氢气流速度。如果将氢气以含有氢气以外的气体的料流的一部分输送，则整个气体料流的处理气体速度可以相应更高。
第一反应器还可以包括一个或多个额外加氢加工阶段如加氢裂化阶段114。加氢裂化催化剂的实例可以包括镍、镍-钴-钼、钴-钼、镍-钨和/或镍-钼，其中优选后两个中的一个或两个。贵金属催化剂的非限制性实例包括基于铂和/或钯的那些。可以用于贵金属催化剂和其他金属催化剂的多孔载体材料可以包括耐火氧化物材料如氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅、硅藻土(kieselguhr)、硅藻土(diatomaceousearth)、氧化镁、二氧化钛、氧化锆或其组合，其中优选且最常见氧化铝、二氧化硅和/或氧化铝-二氧化硅。额外或替换地，可以使用沸石载体，尤其是大孔八面沸石如USY。合适加氢裂化条件可以包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力和约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV。
在实施方案中，送至加氢裂化阶段的处理气体量可以基于该阶段中氢气的消耗。加氢处理阶段的处理气体速度可以为该阶段中每桶新鲜进料消耗氢气量的约2倍至约15倍。典型的加氢裂化阶段可以消耗约50scf/bbl(约8Nm3/m3)至约1000scf/bbl(约170Nm3/m3)氢气，这取决于各种因素，包括要加氢裂化的进料的性质。因此，处理气体速度可以为约100scf/bbl(约17Nm3/m3)至约15000scf/bbl(约2500Nm3/m3)。优选，处理气体速度可以为消耗氢气量的约4倍至约5倍。应注意以上处理气体速度指氢气流速度。如果将氢气以含有氢气以外的气体的料流的一部分输送，则整个气体料流的处理气体速度可以相应更高。
然后可以将来自反应器110的流出物125通至分隔壁塔130的第一体积132。可以将流出物125分馏为至少三个部分。在第一体积132中，可以产生底部产物馏分142和柴油馏分144/147。流出物125的较轻部分可以在分隔壁塔向上输送而进入共用体积136。共用体积136还可以分离出一种或多种馏分，例如煤油馏分143和石脑油馏分145。
然后可以将至少一部分底部产物馏分142和/或柴油馏分144/147通至第二反应器150。在图1所示的实施方案中，第二反应器150包括单个加氢裂化阶段。替换地，第二反应器150可以包括一个或多个加氢处理阶段和/或一个或多个其他加氢加工阶段如加氢裂化阶段。
在实施方案中，第二反应器中的加氢处理和/或加氢加工阶段可以采用上述催化剂和反应条件。替换地，反应器150中的加氢处理阶段可以包括具有有效反应条件的较温和装置。在实施方案中，加氢处理阶段中的催化剂可以包括第VIB族金属和/或第VIII族金属，任选位于载体上。示例性金属可以包括镍、钼、钨及其组合。示例性载体可以包括二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化铝、二氧化钛及其组合。第二反应器(的加氢处理阶段)中的反应条件可以包括适合将进料料流的硫含量或进料料流的至少柴油和/或瓦斯油部分的硫含量降低至约30wppm或更少，优选至约15wppm或更少或约10wppm或更少的条件。反应条件可以有利地包括约0.5hr-1hr至约1.5hr-1的LHSV、约250psig(约1.7MPag)至约800psig(约5.5MPag)的总压和约550°F(约288°C)至约750°F(约399°C)的温度，优选约0.9hr-1至约1.1hr-1的LHSV、约350psig(约2.4MPag)至约600psig(约4.1MPag)的总压和约625°F(约329°C)至约675°F(约357°C)的温度。处理气体速度可以根据以上对加氢处理阶段所述程序选择。
在包括多个加氢处理阶段的实施方案中，随后阶段中的加氢处理条件可以与较前阶段中的条件相比较不严格。例如，随后加氢处理阶段中的压力可以比较前加氢处理阶段中的压力小约250psig(1.7MPag)，例如小约300psig(约2.1MPag)，小约600psig(约4.1MPag)或小约900psig(9.2MPag)。额外地或替换地，随后加氢处理阶段中的LHSV可以比较前加氢处理阶段中的LHSV高至少约0.2hr-1，例如高至少约0.5hr-1。此外，额外或替换地，随后加氢处理阶段中的运行温度起点可以比较前加氢处理阶段中的运行温度起点小约15°C至约30°C。
然后可以将来自第二反应器150的流出物165通至分隔壁塔130的第二体积134。分隔壁塔130可以使流出物165至少分馏为底部产物馏分172和任选但优选的产品(柴油)馏分174以及可以向上输送至共用体积136的较轻部分。当产品馏分174为柴油馏分时，底部产物馏分172可以包括未转化的真空瓦斯油，其可适合作为另外工艺如流体催化裂化工艺的进料。在某些情况下，尤其是在其中几乎没有或没有产品馏分174的情况下，底部产物馏分172可以包括柴油馏分。柴油馏分可以有利地适合用作低硫柴油产品，优选超低硫柴油产品。在其中柴油馏分为超低硫柴油产品的实施方案中，分隔壁塔130的分隔壁135可以保持第一体积132中相对较高的硫含量产品与第二体积134中相对较低的硫含量产品分离。
应注意图1中的实施方案未显示出将底部产物馏分172或柴油馏分174再循环至第二反应器150。而是仅将离开第一体积132的料流142和/或147在图1中用作第二反应器150的进料。图1所示实施方案因此避免了使来自分馏器的底部产物部分过多再循环的可能性。因此，图1所示实施方案可以导致多核芳族化合物的生产减少。
在如图1的实施方案中，如果需要，至少两个不同等级的产品可以由分隔壁塔的各分开体积生产。例如，来自第一分开体积和来自第二分开体积的柴油馏分之间的差别可以包括不同硫含量、不同沸点或蒸馏情况或另外的特征。
如果柴油馏分的硫含量不同，则来自第一分开体积的柴油馏分的硫含量可以有利地大于来自第二分开体积的柴油馏分的硫含量。来自第一分开体积的柴油馏分的硫含量可以为至少约15wppm，例如至少约25wppm，至少约50wppm，至少约100wppm或至少约250wppm。额外或替换地，来自第一分开体积的柴油馏分的硫含量可以为约400wppm或更少，例如约200wppm或更少，约100wppm或更少或约50wppm或更少。此外，额外或替换地，来自第二分开体积的柴油馏分的硫含量可以为约50wppm或更少，例如约30wppm或更少，约20wppm或更少，约15wppm或更少或约10wppm或更少。
就蒸馏情况而言，可以构造分隔壁塔中的分开体积而生产柴油沸程馏分，其中T5沸点为至少约215°F(约102°C)，例如至少约250°F(约121°C)，至少约350°F(约177°C)，至少约450°F(约232°C)或至少约500°F(约260°C)。额外或替换地，可以构造分隔壁塔中的分开体积而生产柴油沸程馏分，其中T95沸点为约800°F(约427°C)或更低，例如约700°F(约371°C)或更低，约600°F(约316°C)或更低，约550°F(约288°C)或更低，约500°F(约260°C)或更低或约450°F(约232°C)或更低。应注意如果在分开体积中产生大于一个柴油沸程料流，则以上T5和T95值可以用于独立地表征各料流或共同表征两个料流。
在实施方案中，相对于第二分开体积，来自第一分开体积的柴油沸程料流的T5沸点可以相差至少约5°C，例如至少约10°C，至少约25°C或至少约50°C。额外或替换地，相对于第二分开体积，来自第一分开体积的柴油沸程料流的T95沸点可以相差至少约5°C，例如至少约10°C，至少约25°C或至少约50°C。
各分开体积还可以产生至少一个较高沸程料流，如较高柴油沸程料流和/或瓦斯油沸程料流。来自各分开体积的底部产物通常为较高沸程料流，并且在一些实施方案中，多个柴油沸程和/或瓦斯油沸程料流可以由各分开体积产生。来自各分开体积的底部产物料流(或其他额外柴油或较高沸程料流)可以基于硫含量、蒸馏情况和/或一个或多个另外的特征而不同。
额外或替换地，就蒸馏情况而言，可以构造分隔壁塔中的分开体积而生产瓦斯油沸程馏分，其中T5沸点为至少约550°F(约288°C)，例如至少约600°F(约316°C)，至少约700°F(约371°C)或至少约800°F(约427°C)。额外或替换地，可以构造分隔壁塔中分开体积而生产瓦斯油沸程馏分，其中T95沸点为约1100°F(约593°C)或更低，例如约1000°F(约538°C)或更低，约900°F(约482°C)或更低，或约800°F(约427°C)或更低。
在实施方案中，相对于第二分开体积，来自第一分开体积的瓦斯油沸程料流的T5沸点可以相差至少约5°C，例如至少约10°C，至少约25°C或至少约50°C。额外或替换地，相对于第二分开体积，来自第一分开体积的瓦斯油沸程料流的T95沸点可以相差至少约5°C，例如至少约10°C，至少约25°C，至少约50°C或至少约100°C。
可以从分隔壁塔的共用体积除去/在分隔壁塔的共用体积中形成一个或多个料流，包括但不限于石脑油沸程料流、煤油沸程料流、轻馏分料流(C4烃)或其组合。还可产生氢气、硫化氢、氨和/或其他不冷凝性气体的分离料流，或这些组分可以以另外料流(如轻馏分料流)的一部分离开共用体积。煤油沸程料流可以具有至少约200°F(约93°C)，例如至少约215°F(约102°C)或至少约250°F(约121°C)的T5沸点。额外或替换地，煤油沸程料流可以具有约450°F(约232°C)或更低，例如约400°F(约204°C)或更低或约350°F(约177°C)或更低的T95沸点。石脑油沸程料流可以具有至少约85°F(约29°C)，例如至少约100°F(约38°C)或至少约120°F(约49°C)的T5沸点。额外或替换地，石脑油沸程料流可以具有约250°F(约121°C)或更低，例如约215°F(约102°C)或更低或约200°F(约93°C)或更低的T95沸点。
实施例2：用于生产各种等级的冷流性能的构造
在另外的实施方案中，分隔壁塔可以在用于生产多种等级柴油以及多种等级底部产物的双反应器反应系统中用作分馏器。图2示意性显示了该类型系统的实例。在图2所示的实施方案中，反应器210包括一个或多个用于进料的加氢处理和/或加氢裂化的阶段。图2显示的反应器210包括一个加氢处理阶段212和一个加氢裂化阶段214。然而，任意其他有利的阶段组合可以替换地包括在反应器210中。应注意，尽管图2显示的反应器210包括多个阶段，在另外的实施方案中，可以使用多个连续的反应器代替具有多个阶段的单个反应器。
在加氢处理阶段中，将进料205在有效加氢处理条件下在加氢处理阶段212中暴露于加氢处理催化剂。加氢处理阶段中的催化剂可以为能够催化加氢处理反应的催化剂，如常规加氢处理催化剂，例如包括在载体上的第VIB族金属和/或第VIII族金属(例如包含钴、镍、钼、钨或其任意组合；优选的金属组合包括镍和钼或镍、钴、和钼；合适的载体可以包括二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化铝、二氧化钛等及其组合)。
加氢处理阶段中的反应条件可以为适合降低进料料流硫含量的条件。加氢处理反应条件可以包括约0.3hr-1至约5.0hr-1的LHSV、约500psig(约3.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的总压、约500°F(约260°C)至约800°F(约427°C)的温度和含有至少约80%氢气的的处理气体(其余为惰性气体)。优选，反应条件可以包括约0.5hr-1至约1.5hr-1的LHSV、约1400psig(约9.7MPag)至约2000psig(约13.8MPag)的总压和约700°F(约371°C)至约750°F(约399°C)的温度。
在实施方案中，送至加氢处理阶段的处理气体量可以基于该阶段中氢气的消耗。加氢处理阶段的处理气体速度可以为该阶段中每桶新鲜进料消耗氢气量的约2倍至约5倍。典型的加氢处理阶段可以消耗约50scf/bbl(约8Nm3/m3)至约1000scf/bbl(约170Nm3/m3)氢气，这取决于各种因素，包括要加氢处理的进料的性质。因此，处理气体速度可以为约100scf/bbl(约17Nm3/m3)至约5000scf/bbl(约840Nm3/m3)。优选，处理气体速度可以为消耗氢气量的约4倍至约5倍。应注意以上处理气体速度指氢气流速度。如果将氢气以含有氢气以外的气体的料流的一部分输送，则整个气体料流的处理气体速度可以相应更高。
第一反应器还可以包括一个或多个额外加氢加工阶段如加氢裂化阶段114。加氢裂化催化剂的实例可以包括镍、镍-钴-钼、钴-钼、镍-钨和/或镍-钼，其中优选后两个中的一个或两个。贵金属催化剂的非限制性实例包括基于铂和/或钯的那些。可以用于贵金属催化剂和其他金属催化剂的多孔载体材料可以包括耐火氧化物材料如氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅、硅藻土(kieselguhr)、硅藻土(diatomaceousearth)、氧化镁、二氧化钛、氧化锆或其组合，其中优选且最常见氧化铝、二氧化硅、和/或氧化铝-二氧化硅。额外或替换地，可以使用沸石载体，尤其是大孔八面沸石如USY。合适加氢裂化条件可以包括约200°C至约450°C的温度、约5barg(约0.5MPag)至约300barg(约30MPag)的氢气压力和约0.05hr-1至约10hr-1的LHSV。
在实施方案中，送至加氢裂化阶段的处理气体量可以基于该阶段中氢气的消耗。加氢处理阶段的处理气体速度可以为该阶段中每桶新鲜进料消耗氢气量的约2倍至约15倍。典型的加氢裂化阶段可以消耗约50scf/bbl(约8Nm3/m3)至约1000scf/bbl(约170Nm3/m3)氢气，这取决于各种因素，包括要加氢裂化的进料的性质。因此，处理气体速度可以为约100scf/bbl(约17Nm3/m3)至约15000scf/bbl(约2500Nm3/m3)。优选，处理气体速度可以为消耗氢气量的约4倍至约5倍。应注意以上处理气体速度指氢气流速度。如果将氢气以含有氢气以外的气体的料流的一部分输送，则整个气体料流的处理气体速度可以相应更高。
然后可以将来自反应器210的流出物225通至分隔壁塔230的第一体积232。可以将流出物225分馏为至少三个部分。在第一体积232中，可以产生底部产物馏分242和柴油馏分244/247。流出物225的较轻部分可以在分隔壁塔向上输送而进入共用体积236。共用体积236还可以分离出一种或多种馏分，例如煤油馏分243和石脑油馏分245。
然后可以将至少一部分底部产物馏分242和/或柴油馏分244/247通至第二反应器250。在图2所示的实施方案中，第二反应器250包括催化脱蜡阶段252和加氢精制阶段254。替换地，第二反应器250可以包括一个或多个其他加氢加工阶段如加氢处理、加氢裂化、催化脱蜡和/或加氢精制阶段。
在实施方案中，第二反应器250中的催化脱蜡和加氢精制阶段252/254可以采用以上对加氢处理和/或加氢精制所述的催化剂和反应条件。替换地，第二反应器250中的催化脱蜡和加氢精制阶段可以包括具有有效反应条件的较温和装置。第二反应器(的催化脱蜡和加氢精制阶段)中的反应条件可以包括适合将进料料流的硫含量或至少进料料流的柴油和/或瓦斯油部分的硫含量降低至约30wppm或更少，优选至约15wppm或更少或约10wppm或更少的条件。反应条件可以有利地包括约0.5hr-1hr至约1.5hr-1的LHSV、约250psig(约1.7MPag)至约800psig(约5.5MPag)的总压和约550°F(约288°C)至约750°F(约399°C)的温度，优选约0.9hr-1至约1.1hr-1的LHSV、约350psig(约2.4MPag)至约600psig(约4.1MPag)的总压和约625°F(约329°C)至约675°F(约357°C)的温度。处理气体速度可以根据以上对加氢处理阶段所述程序选择。
在包括多个加氢加工阶段的实施方案中，后来阶段中的加氢加工条件可以与较前阶段中的条件相比较不严格。例如，后来加氢加工阶段中的压力可以比较前加氢加工/加氢处理阶段中的压力小约250psig(1.7MPag)，例如小约300psig(约2.1MPag)，小约600psig(约4.1MPag)或小约900psig(9.2MPag)。额外或替换地，后来加氢加工阶段中的LHSV可以比较前加氢加工/加氢处理阶段中的LHSV高至少约0.2hr-1，例如高至少约0.5hr-1。此外，额外或替换地，后来加氢加工阶段中的运行温度起点可以比较前加氢加工阶段/加氢处理阶段中的运行温度起点小约15°C至约30°C。
在催化脱蜡阶段如阶段252中，可以将进料242/247在催化脱蜡条件下暴露于催化脱蜡催化剂。通常，催化脱蜡可以通过选择性加氢裂化和/或通过加氢异构化进料(如柴油和/或瓦斯油沸程进料)中的长链分子而进行。示例性脱蜡催化剂可以包括但不限于分子筛如结晶硅铝酸盐(沸石)或磷酸硅铝酸盐(SAPO)。这些催化剂还可以带有金属氢化组分，如果存在的话，则优选包括第VIII族金属，尤其是第VIII族贵金属。脱蜡条件可以包括约280°C至约380°C的温度，约300psig(约2.1MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的压力和约0.1hr-1至约5.0hr-1的LHSV。
在实施方案中，送至脱蜡阶段的处理气体量可以基于该阶段中氢气的消耗。脱蜡阶段的处理气体速度可以为该阶段中每桶新鲜进料消耗氢气量的约2倍至约15倍。典型的催化脱蜡阶段可以消耗约50scf/bbl(约8Nm3/m3)至约200scf/bbl(约34Nm3/m3)氢气，这取决于各种因素，包括要脱蜡的进料的性质。因此，处理气体速度可以为约100scf/bbl(约17Nm3/m3)至约3000scf/bbl(约500Nm3/m3)。优选，处理气体速度可以为消耗氢气量的约4倍至约5倍。应注意以上处理气体速度指氢气流速度。如果将氢气以含有氢气以外的气体的料流的一部分输送，则整个气体料流的处理气体速度可以相应更高。
在各种实施方案中，用于催化脱蜡的分子筛可以包括或为10元环1-D分子筛如ZSM-48。该类分子筛可以主要通过使进料中的分子异构化而进行脱蜡。对于ZSM-48的典型二氧化硅与氧化铝之比可以为约250:1或更少或约200:1或更少。优选，ZSM-48的二氧化硅与氧化铝之比可以小于约110:1。为了形成催化剂，ZSM-48可以与粘合剂复合，粘合剂包括但不限于二氧化硅、氧化铝、二氧化硅-氧化铝、二氧化钛、氧化锆或其混合物。额外或替换地，其他合适的粘合剂对本领域熟练技术人员而言是明显的。
在图2所示的实施方案中，然后可以将来自催化脱蜡阶段252的输出通至加氢精制阶段254。加氢精制催化剂的实例可以包括但不限于含有第VIB族和/或第VIII族金属的催化剂。在实施方案中，可以使至少一种金属硫化而赋予强氢化功能。额外或替换地，加氢精制催化剂可以包括第VIII族贵金属如Pt、Pd或其组合。在一个实施方案中，金属可以以本体(例如以本体金属催化剂)以基于催化剂重量为约30重量%或更大，优选约50重量%或更大的量存在。替换地，金属可以负载于无定形或结晶氧化物材料，该材料可以包括但不限于低酸性氧化物如二氧化硅、氧化铝、二氧化硅-氧化铝、二氧化钛等或其组合(优选至少包括氧化铝)。载体可以额外改性，如通过卤化，特别是氟化。对于非贵金属，负载的催化剂的金属含量可以高达约25重量%，通常约20重量%或更少。在实施方案中，优选的加氢精制催化剂可以包括属于M41S种类/族的催化剂的结晶材料，其为具有相对高二氧化硅含量的中孔材料。M41S种类/族的催化剂的实例包括MCM-41(优选)、MCM-48和MCM-50。
加氢精制条件可以包括约125°C至约425°C，优选约180°C至约280°C的温度，约500psig(约3.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)，优选约1500psig(约10.3MPag)至约2500psig(约17.2MPag)的总压和约0.1hr-1至约5hr-1，优选约0.5hr-1至约1.5hr-1的LHSV。处理气体速度可以根据以上对加氢处理阶段所述程序选择。
然后可以将来自第二反应器250的流出物265通至分隔壁塔230的第二体积234。分隔壁塔230可以使流出物265至少分馏为底部产物馏分272和任选但优选的产品(抗寒柴油)馏分274以及可以向上输送至共用体积236的较轻部分。当产品馏分274为抗寒柴油馏分时，底部产物馏分272可以包括经脱蜡的真空瓦斯油，其可适合作为另外工艺的进料，如用于生产润滑剂基础原料的进料。抗寒柴油馏分可适合用作柴油燃料，优选在低温环境下。替换地，抗寒柴油馏分的一部分可以与来自第一反应器的柴油馏分244的一部分混合。
在如图2的实施方案中，如果需要，至少两个不同等级的产品可以由分隔壁塔的各分开体积生产。例如，来自第一分开体积的柴油馏分和来自第二分开体积的产品馏分之间的差别可以包括不同的产品硫含量、不同的沸点范围和/或蒸馏情况或其他特征如馏分的冷流性能。硫含量和蒸馏情况的潜在差别如上所述。就其他特征如冷流性能而言，来自第一分开体积的柴油/瓦斯油馏分可以在浊点、倾点和/或另外冷流性能方面不同于来自第二分开体积的柴油/瓦斯油馏分。
在实施方案中，来自第二分开体积的柴油/瓦斯油馏分的浊点比来自第一分开体积的柴油/瓦斯油馏分的浊点可以小至少约5°C，例如小至少约10°C，小至少约15°C或小至少约25°C。额外或替换地，来自第二分开体积的柴油/瓦斯油馏分的倾点比来自第一分开体积的柴油/瓦斯油馏分的倾点可以小至少约5°C，例如小至少约10°C，小至少约15°C或小至少约25°C。
实施例3：分隔壁塔实例
基于模拟，预测如下分隔壁塔适合用于本发明的各种实施方案。在该实施方案中，模拟高度为约35米的分隔壁塔。表1提供了就分隔壁塔详情而言的其他信息。
表1
模拟表1所述的分隔壁塔以使类似于实施例2所示反应器的构型的输出物分馏。表1中的塔分隔壁至少可以高至约槽加区域4的高度并小于约槽、区段4和闪蒸区的总高度。因此，对于表1所示的分隔壁塔，分隔壁可以为约7.9m至约10.9m。替换地，可以选择分隔壁高度使得不同分开体积中产生的馏分之间的任意污染低至所需水平。
在分隔壁塔的模拟中，分隔壁导致两个不同尺寸的非共用体积。对应于加氢处理/加氢裂化产品的分开体积的第一分开体积占总体积的约59%。选择分隔壁塔的两个分开体积以具有近似类似于适合用于相同分离的单独分馏塔的体积。
表1所述分隔壁塔允许两个不同产品从在分隔壁高度以下的各分开区域分馏。对于起始真空瓦斯油进料，分离产品对各分开区域而言包括底部产物和柴油沸程产品。来自分隔壁塔第二分开体积的底部产物和柴油沸程产品对应的产品具有相对于来自第一分开体积的产品改善的冷流性能。

Claims (60)

1.一种生产低硫蒸馏产品的方法，包括：
使原料在第一有效加氢处理条件下加氢处理以生产经加氢处理的原料，该经加氢处理的原料包含具有50wppm或更小的硫含量的柴油产品馏分；
使经加氢处理的原料在分隔壁塔分馏器的第一体积中分馏以至少产生第一柴油产品馏分、第一底部产物馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第一共同馏分；
使第一底部产物馏分的一部分在有效加氢加工条件下加氢加工；和
使经加氢加工的第一底部产物馏分在分隔壁塔分馏器的第二体积中分馏以至少产生第二柴油产品馏分、第三产品馏分和通至分馏器上部未分隔体积的第二共同馏分，其中所述第二柴油产品馏分相对于第一柴油产品馏分具有至少一种改善的性能且所述第三产品馏分相对于第一底部产物馏分具有至少一种改善的性能。
2.根据权利要求1的方法，其中：加氢加工包括在脱蜡催化剂存在下在有效催化脱蜡条件下脱蜡；且第三产品馏分为第二底部产物馏分。
3.根据权利要求1的方法，其进一步包括在加氢处理和分馏步骤之间的包括使经加氢处理的原料在第一有效加氢裂化条件下加氢裂化的加氢裂化步骤，所述第一有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度，并且其中：加氢加工包括在第二有效加氢裂化条件下加氢裂化而不再循环；并且第三产品馏分为第二底部产物馏分。
4.根据权利要求1-3中任一项的方法，其中所述有效加氢处理条件包括0.3hr-1至5.0hr-1的LHSV、3.4MPag至20.7MPag的总压和343℃至427℃的温度。
5.根据权利要求4的方法，其中所述有效加氢处理条件包括提供在加氢处理过程中消耗氢气的2倍至5倍的氢气量的处理气体速度。
6.根据权利要求3或5的方法，其中所述有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
7.根据权利要求4的方法，其中所述有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
8.根据权利要求1-3中任一项、或权利要求5或权利要求7的方法，其中第二柴油产品馏分的硫含量小于第一柴油产品馏分的硫含量，并且其中第三产品馏分的硫含量小于第一底部产物馏分的硫含量。
9.根据权利要求4的方法，其中第二柴油产品馏分的硫含量小于第一柴油产品馏分的硫含量，并且其中第三产品馏分的硫含量小于第一底部产物馏分的硫含量。
10.根据权利要求6的方法，其中第二柴油产品馏分的硫含量小于第一柴油产品馏分的硫含量，并且其中第三产品馏分的硫含量小于第一底部产物馏分的硫含量。
11.根据权利要求1-3中任一项、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项的方法，其中分隔壁高度的选择使得第二柴油产品馏分含有1重量％或更少的对应于第一柴油产品馏分的材料。
12.根据权利要求4的方法，其中分隔壁高度的选择使得第二柴油产品馏分含有1重量％或更少的对应于第一柴油产品馏分的材料。
13.根据权利要求6的方法，其中分隔壁高度的选择使得第二柴油产品馏分含有1重量％或更少的对应于第一柴油产品馏分的材料。
14.根据权利要求8的方法，其中分隔壁高度的选择使得第二柴油产品馏分含有1重量％或更少的对应于第一柴油产品馏分的材料。
15.根据权利要求2、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
16.根据权利要求4的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
17.根据权利要求6的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
18.根据权利要求8的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
19.根据权利要求11的方法，其中脱蜡催化剂包括10元环1-D分子筛。
20.根据权利要求2、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项或权利要求16-19中任一项的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
21.根据权利要求4的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
22.根据权利要求6的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
23.根据权利要求8的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
24.根据权利要求11的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
25.根据权利要求15的方法，其进一步包括使经脱蜡的底部产物馏分在有效加氢精制条件下在使经脱蜡的底部产物分馏之前加氢精制，所述有效加氢精制条件包括125℃至425℃的温度、3.4MPag至20.7MPag的总压、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在加氢精制过程中消耗的氢气的2倍至5倍的氢气处理气体速度。
26.根据权利要求2、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项、或权利要求16-19中任一项、或权利要求21-25中任一项的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
27.根据权利要求4的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
28.根据权利要求6的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
29.根据权利要求8的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
30.根据权利要求11的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
31.根据权利要求15的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
32.根据权利要求20的方法，其中所述有效催化脱蜡条件包括280℃至380℃的温度、2.1MPag至20.7MPag的压力、0.1hr-1至5hr-1的LHSV和在脱蜡过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
33.根据权利要求1-3、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项、或权利要求16-19中任一项、或权利要求21-25中任一项、或权利要求27-32中任一项的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
34.根据权利要求4的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
35.根据权利要求6的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
36.根据权利要求8的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
37.根据权利要求11的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
38.根据权利要求15的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
39.根据权利要求20的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
40.根据权利要求26的方法，其中存在如下的一种或多种：第二产品馏分的浊点比第一产品馏分的浊点小至少10℃；第一产品馏分的硫含量为15wppm或更少；并且第三产品馏分的倾点比第一底部产物馏分的倾点小至少10℃。
41.根据权利要求1-2中任一项、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项、或权利要求16-19中任一项、或权利要求21-25中任一项、或权利要求27-32中任一项、或权利要求34-40中任一项的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
42.根据权利要求8的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
43.根据权利要求11的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
44.根据权利要求15的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
45.根据权利要求20的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
46.根据权利要求26的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
47.根据权利要求33的方法，其中不将第二产品馏分和第三产品馏分再循环至加氢加工阶段。
48.根据权利要求3、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项、或权利要求34-40中任一项的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
49.根据权利要求4的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
50.根据权利要求6的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
51.根据权利要求8的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
52.根据权利要求11的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
53.根据权利要求33的方法，其中第二有效加氢裂化条件包括200℃至450℃的温度、0.5MPag至30MPag的氢气压力、0.05hr-1至10hr-1的LHSV和在加氢裂化过程中消耗的氢气的2倍至15倍的氢气处理气体速度。
54.根据权利要求3、或权利要求5、或权利要求7、或权利要求9-10中任一项、或权利要求12-14中任一项、或权利要求34-40中任一项、或权利要求49-53中任一项的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
55.根据权利要求4的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
56.根据权利要求6的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
57.根据权利要求8的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
58.根据权利要求11的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
59.根据权利要求33的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
60.根据权利要求48的方法，其进一步包括在使部分底部产物馏分加氢裂化之前或之后使该部分底部产物馏分加氢处理、脱蜡和/或加氢精制。
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Families Citing this family (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9290703B2 (en) 2010-04-23 2016-03-22 Exxonmobil Research And Engineering Company Low pressure production of low cloud point diesel
EP2588567A2 (en) 2010-06-30 2013-05-08 ExxonMobil Research and Engineering Company Two stage hydroprocessing with divided wall column fractionator
WO2013019592A2 (en) * 2011-07-29 2013-02-07 Saudi Arabian Oil Company Selective two-stage hydroprocessing system and method
EP2737029A2 (en) 2011-07-29 2014-06-04 Saudi Arabian Oil Company Selective series-flow hydroprocessing system and method
WO2013019594A1 (en) 2011-07-29 2013-02-07 Saudi Arabian Oil Company Selective two-stage hydroprocessing system and method
US9028673B2 (en) 2011-11-09 2015-05-12 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of low cloud point distillates
US9598645B2 (en) 2012-03-30 2017-03-21 Exxonmobil Research And Engineering Company Coprocessing of biofeeds with group VI metal catalysts
US9708544B2 (en) 2012-03-30 2017-07-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of olefinic diesel and corresponding oligomers
US9464238B2 (en) 2012-03-30 2016-10-11 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of olefinic diesel, lubricants, and propylene
US9523046B2 (en) 2012-12-21 2016-12-20 Exxonmobil Research And Engineering Company CoMo and NiMo catalyst stacking for renewable diesel
WO2014152341A1 (en) 2013-03-15 2014-09-25 Saudi Arabian Oil Company Two stage hydrocracking process and apparatus for multiple grade lube oil base feedstock production
US9359564B2 (en) 2013-08-30 2016-06-07 Uop Llc Process and apparatus for producing diesel with high cetane
US9303220B2 (en) 2013-08-30 2016-04-05 Uop Llc Process and apparatus for producing diesel with high cetane
US10160923B2 (en) 2014-11-05 2018-12-25 Uop Llc Processes for maximizing high quality distillate
US10059641B2 (en) 2015-09-25 2018-08-28 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Conversion of non-aromatic hydrocarbon
RU2618231C1 (ru) * 2016-06-20 2017-05-03 Федеральное автономное учреждение "25 Государственный научно-исследовательский институт химмотологии Министерства обороны Российской Федерации" Арктическое дизельное топливо
US20180179456A1 (en) * 2016-12-27 2018-06-28 Uop Llc Process and apparatus for hydrocracking a residue stream in two stages with aromatic saturation
FR3069538B1 (fr) * 2017-07-25 2020-05-15 Arkema France Procede de purification d'esters (meth)acryliques.
US10550338B2 (en) 2017-09-20 2020-02-04 Uop Llc Process for recovering hydrocracked effluent
US10457878B2 (en) 2017-09-20 2019-10-29 Uop Llc Process for recovering hydrocracked effluent
FR3091535B1 (fr) * 2019-01-09 2021-01-08 Ifp Energies Now Procede d’hydrocraquage en deux etapes comprenant une etape d'hydrogenation en aval de la deuxieme etape d’hydrocraquage pour la production de distillats moyens
SE543392C2 (en) * 2019-03-08 2020-12-29 Perstorp Ab Use of a separation method for separating into fractions a mix of fatty acids resulting from fermentation
DE102019124731A1 (de) * 2019-09-13 2021-03-18 Clariant International Ltd Verbessertes verfahren zur katalysierten hydroisomerisierung von kohlenwasserstoffen

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6261441B1 (en) * 1998-09-24 2001-07-17 Mobil Oil Corporation Integrated hydroprocessing scheme with segregated recycle

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3412016A (en) 1967-03-29 1968-11-19 Mobil Oil Corp Method and apparatus for contemporaneously fractionating a plurality of hydrocarbon mixtures
US4347121A (en) * 1980-10-09 1982-08-31 Chevron Research Company Production of lubricating oils
GB8629476D0 (en) * 1986-12-10 1987-01-21 Shell Int Research Manufacture of lubricating base oils
US5464526A (en) * 1994-05-27 1995-11-07 Uop Hydrocracking process in which the buildup of polynuclear aromatics is controlled
US5755933A (en) 1995-07-24 1998-05-26 The M. W. Kellogg Company Partitioned distillation column
JP3119489B2 (ja) * 1995-12-26 2000-12-18 ジ・エム・ダブリュー・ケロッグ・カンパニー 分離リサイクルを伴う統合的水素処理方法
FR2751339B1 (fr) 1996-07-19 2003-08-08 Total Raffinage Distribution Procede et dispositif de conversion d'une charge d'hydrocarbures, mettant en oeuvre deux reacteurs d'hydrotraitement et une seule unite de fractionnement
FR2757872B1 (fr) 1996-12-31 1999-06-25 Total Raffinage Distribution Procede d'hydrotraitement d'une charge hydrocarbonee et dispositif pour sa mise en oeuvre
JP2001055585A (ja) * 1999-08-19 2001-02-27 Jgc Corp 石油の処理方法および装置
US6379532B1 (en) 2000-02-17 2002-04-30 Uop Llc Hydrocracking process
US6379535B1 (en) 2000-04-25 2002-04-30 Uop Llc Hydrocracking process
FR2811327B1 (fr) 2000-07-05 2002-10-25 Total Raffinage Distribution Procede et dispositif de craquage d'hydrocarbures mettant en oeuvre deux chambres reactionnelles successives
US7005057B1 (en) 2002-09-05 2006-02-28 Uop Llc Hydrocracking process for the production of ultra low sulfur diesel
US7132042B2 (en) * 2002-10-08 2006-11-07 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of fuels and lube oils from fischer-tropsch wax
US6855653B2 (en) * 2003-04-10 2005-02-15 Indian Oil Corporation Limited Process for preparing hydro-desulfurization catalyst
US20050269245A1 (en) * 2004-06-03 2005-12-08 Huve Laurent G Process for desulphurising and dewaxing a hydrocarbon feedstock boiling in the gasoil boiling range
US7622034B1 (en) * 2006-12-29 2009-11-24 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US7799208B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-21 Uop Llc Hydrocracking process
JP2009116988A (ja) * 2007-11-08 2009-05-28 Funai Electric Co Ltd 光ピックアップ装置
US8182672B2 (en) * 2007-12-28 2012-05-22 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for preparing lube basestocks having superior low temperature properties at high VI
US9169450B2 (en) * 2008-02-12 2015-10-27 Chevron U.S.A. Inc. Method of upgrading heavy hydrocarbon streams to jet and diesel products
WO2009116988A1 (en) * 2008-03-17 2009-09-24 Shell Oil Company Process for the preparation of middle distillates from kerogen

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6261441B1 (en) * 1998-09-24 2001-07-17 Mobil Oil Corporation Integrated hydroprocessing scheme with segregated recycle

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