CN103003396B - 液相馏出物脱蜡 - Google Patents

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Abstract

可将烃进料在连续气相环境中进行加氢处理，然后在液体连续反应器中脱蜡。液体连续反应器可有利地以避免需要氢气再循环回路的方式操作。可将污染物气体加入液体连续反应器的氢气输入中以改进反应器中的氢气消耗。

Description

液相馏出物脱蜡
发明领域
本发明涉及进料的加氢处理以形成柴油燃料产物。
发明背景
多种因素可指明原料如何用于精炼厂中。一个考虑因素可能是将原料加工成所需产品所需的氢气。例如，如果进料的加氢处理需要比可经济地得到的更多的氢气，则进料可代替地用于具有较低氢气需求的方法如流化催化裂化。因此，考虑因素如氢气消耗可限制精炼厂改变由给定输入原油产生的产品的灵活性。
美国专利Nos.7,291,257和6,123,835描述了用于加工原料的系统和方法，其包括在具有连续液相的反应器中加工进料。所述方法包括使用稀释剂材料作为为所述方法提供所需氢气的工具。描述了将稀释剂加入进料中的各种方法，例如一部分产物的再循环。在连续液相反应器中进行的方法包括加氢处理、加氢裂化和加氢异构化。
美国公开的专利申请No.2009/0095653描述了用于进行加氢异构化方法的系统和方法。加氢异构化在具有基本连续液相的反应器中进行。可存在超过原料的溶解度极限的过量氢气。然而，反应器中的流动介质描述为基本连续液体。过量氢气描述为当反应进行时容许液相保持氢气饱和。
发明概述
本发明的一个方面涉及制备柴油燃料产物的方法，其包括：使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件下接触以制备加氢处理流出物；将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中加氢处理液体产物具有浊点，气相产物包含H2和H2S；将加氢处理液体产物与含氢料流和至少一部分气相产物混合以产生加氢处理的脱蜡输入料流，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有相当于加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体含量的至少约0.1摩尔%的H2S含量；使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有比原料的相应冷流性能小至少约9℉(约5℃)的冷流性能，冷流性能包括浊点、倾点和冷滤点(coldfilterpluggingpoint)中的一种或多种。
本发明的另一方面涉及制备柴油燃料产物的方法，其包括：提供具有至少约15℉(约-4℃)的浊点且具有第一芳烃含量的原料；使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件下接触以制备加氢处理流出物；将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中气相产物包含H2和H2S；将加氢处理液体产物与含氢料流和气相产物混合以形成加氢处理的脱蜡输入料流；使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有是第一芳烃含量的至少约50%的第二芳烃含量，且脱蜡流出物还具有比原料的浊点低至少约9℉(5℃)的浊点。
附图简述
图1示意性地描述适于进行本发明实施方案的反应系统。
图2示意性地描述适于进行本发明实施方案的反应系统的一部分。
实施方案详述
综述
在各个实施方案中，提供用于由原料生产柴油燃料的系统和方法。关于柴油燃料的需求在未来可能提高，特别是相对于汽油。为适应该预期的追加需求，可能有利的是能够由常用于汽油生产的原料生产柴油。蜡质重常压瓦斯油是一类可从汽油生产转变成柴油生产的加氢裂化进料。惯例地，蜡质重常压瓦斯油因为瓦斯油的高浊点和/或实现瓦斯油较深脱硫的困难而通常裂化使用以生产汽油。瓦斯油中硫的性质可能需要较严格的加氢处理条件以脱除。由于较严格的条件可更快地将其它催化剂如脱蜡催化剂减活，这可能使得多功能加氢处理反应器中包含这类催化剂是较不理想的。可使用分开的脱蜡反应器，但这一般意味着需要另一个大加氢处理容器，可能具有相应大的氢气需求。使用高选择性加氢异构化催化剂的催化脱蜡方法的性质可倾向于导致加氢处理瓦斯油进料的另外芳烃饱和。脱蜡阶段期间的芳烃饱和在一些情况下可比得上加氢处理阶段期间发生的芳烃饱和，导致精炼厂中可得氢气的进一步消耗。
本发明系统和方法可容许由需要脱蜡的进料生产柴油燃料产品，同时使脱蜡方法的总氢气需求降低或最小化。这可容许较重的进料以更划算的方式转化成柴油燃料产品。因此，可代替地使用常用于裂化成汽油的一些较重进料，优选更有效地用于制备较高价值的柴油产品。
本发明方法可包括在加氢处理反应器如滴流床型的加氢处理反应器中将进料如瓦斯油进料加氢处理。尽管此处为了方便而描述一个反应器，但应当理解一个或多个加氢处理床、阶段和/或反应器的任何方便的组合可用于加氢处理。然后可分离来自加氢处理反应器的流出物，并可使流出物的液体部分进入液体连续反应器中以催化脱蜡。再一次，尽管此处为了方便而描述一个反应器，但应当理解预期一个或多个床、阶段和/或反应器的任何方便的组合。在液体连续反应器中进行进料的脱蜡可降低脱蜡阶段的氢气需求。在滴流床反应器中，可存在较大的氢气过量，通常为反应所需化学计量量的约2至约10倍。相反，在液体连续反应器中，存在的氢气的量可以低得多，且通常与氢气(气体)在(液体)进料中的溶解度极限有关。
除降低脱蜡所需的氢气外，脱蜡阶段期间的氢气消耗也可降低。在实施方案中，引入液体连续反应器中的至少一部分气体可以为来自分离的至少一部分顶部气体。除氢气外，该顶部气体通常可包含硫化氢。通过将至少一部分硫化氢引入进入液体连续脱蜡区中的处理气体中，可控制脱蜡期间的氢气消耗以降低生产合适柴油燃料所需的总消耗而不会实质性地提高(和/或同时实质性地保持)催化剂上的焦炭形成水平。
原料
矿物烃原料指衍生自原油的烃原料，所述原油任选已经受一种或多种分离和/或其它精炼方法。根据本发明方法有用的矿物烃原料可包括沸点在柴油沸程内或在较高温度下的石油原料。另外或作为选择，合适的原料可包括通过在约大气压力下蒸馏原油而产生的瓦斯油。原油蒸馏塔一般可生产几个品级的常压瓦斯油。矿物烃原料的其它实例可包括但不限于减压瓦斯油、脱金属油、焦化馏出物、催化裂化馏出物、喷气燃料沸程馏出物馏分、煤油沸程馏出物馏分、煤浆(coalliquid)及其组合。
原料可具有至少约115℃，例如至少约140℃或至少约170℃的始沸点。另外，进料可基于在温度下沸腾的一部分进料和/或基于可测量的性能如冷流性能(例如浊点)表征。例如，T5沸点可定义为5%的进料沸腾时的温度。因此，当原料基于沸程表征时，另外或作为选择，原料可具有至少约150℃，例如至少约175℃或至少约190℃的T5沸点。进一步另外或作为选择，原料可具有约455℃或更低，或者约440℃或更低，或者约425℃或更低的终沸点。又进一步另外或作为选择，原料可具有约440℃或更低，例如约425℃或更低或者约400℃或更低的T95沸点。当进料基于浊点表征时，另外或作为选择，原料的浊点可以为约50℉(约10℃)或更低，例如约40℉(约4℃)或更低、约25℉(约-4℃)或更低，或约10℉(约-12℃)或更低。进一步另外或作为选择，原料的浊点可以为至少约5℉(约-15℃)，例如至少约15℉(约-9℃)、至少约25℉(约-4℃)、至少约32℉(约0℃)，或至少约40℉(约4℃)。
矿物原料可含有含氮化合物(简写为“氮”或“氮内容物”)以及通常含硫化合物(简写为“硫”或“硫内容物”)。一般而言，至少大部分氮可以为有机氮化合物的形式。另外或作为选择，至少大部分硫可以为有机硫化合物的形式。
适用于各实施方案中的矿物进料流可具有约50至约6000wppm，优选约50至约2000wppm、约50至约1500wppm，或约75至约1000wppm的氮含量。另外或作为选择，适用于本文中的矿物进料流可具有约100至约40,000wppm，例如约100至约30,000wppm或约200至约20,000wppm，优选约200至约10,000wppm、约200至约5000wppm，或约350至约2500wppm硫的硫含量。
在本发明的各个实施方案中，另外或作为选择，进料可包含来自生物组分来源如植物、动物、鱼和/或藻类的进料。一般而言，这些生物材料包括植物脂肪/油、动物脂肪/油、鱼油、热解油和藻类类脂/油，以及这类材料的组分。更具体而言，类脂材料包括一类或多类类脂化合物。类脂化合物通常为不溶于水，但可溶于非极性(或脂肪)溶剂中的生物化合物。这类溶剂的非限定性实例包括醇、醚、氯仿、乙酸烷基酯、苯及其组合。
主要类别的类脂包括但未必限于脂肪酸、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、神经节苷脂和鞘磷脂)、类固醇及其衍生物、萜烯及它们的衍生物、脂溶性维生素、某些芳族化合物及长链醇和蜡。
在活体中，类脂一般用作细胞膜的基础和用作燃料储存的形式。还发现类脂可与蛋白质或碳水化合物共轭，例如为脂蛋白和脂多糖的形式。
根据本发明可使用的植物油的实例包括但不限于菜子(低芥酸菜子)油、大豆油、椰子油、葵花油、棕榈油、棕榈仁油、花生油、亚麻子油(linseedoil)、妥尔油、玉米油、蓖麻油、麻风树油、霍霍巴油、橄榄油、胡麻籽油(flaxseedoil)、亚麻荠油(camelinaoil)、红花油、巴巴苏油、牛油和米糠油。
本文所提及的植物油还可包括加工的植物油材料。加工的植物油材料的非限定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、乙基和丙基酯中的一种或多种。
根据本发明可使用的动物脂肪的实例包括但不限于牛油(牛脂)、猪脂(猪油)、火鸡脂肪、鱼脂肪/油和鸡脂肪。动物脂肪可由任何合适的来源，包括饭店和肉类生产厂得到。
本文所提及的动物脂肪还包括加工的动物脂肪材料。加工的动物脂肪材料的非限定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、乙基和丙基酯中的一种或多种。
藻类油或类脂可以以膜组分、储存产物和代谢物的形式含在藻类中。某些藻类菌株，特别是微观藻类如硅藻和蓝藻按比例含有高含量的类脂。藻类油的藻类来源可含有变化量的，例如基于生物质本身的总重量为2-40重量%的类脂。
藻类油的藻类来源可包括但不限于单细胞和多细胞藻类。这类藻类的实例可包括红藻(rhodophyte)、绿藻(chlorophyte)、异鞭藻(heterokontophyte)、黄丝藻(tribophyte)、灰胞藻(glaucophyte)、绿蜘藻(chlorarachniophyte)、裸藻(euglenoid)、定鞭藻(haptophyte)、隐丝藻(cryptomonad)、沟鞭藻(dinoflagellum)、浮游藻(phytoplankton)等，及其组合。在一个实施方案中，藻类可以为绿藻纲(Chlorophyceae)和/或定鞭藻门(Haptophyta)的。具体物种可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)、小三毛金藻(Prymnesiumparvum)、扁藻(Tetraselmischui)和莱哈衣藻(Chlamydomonasreinhardtii)。
原料可包含变化量的基于生物组分来源的进料流。在其中生物组分部分包含在原料中的实施方案中，组合矿物加生物组分原料的沸点和/或浊点可相当于以上关于矿物原料提供的值。当需要时，进料可包含至少约0.1重量%的基于生物组分来源的进料，例如至少约0.5重量%、至少约1重量%、至少约3重量%、至少约5重量%、至少约10重量%、至少约15重量%，或至少约20重量%。在这类实施方案中，另外或作为选择，进料可包含约60重量%或更少的生物组分进料，例如约50重量%或更少、约40重量%或更少、约30重量%或更少，或约25重量%或更少。
用于本发明中的生物组分进料可包括主要包含甘油三酯和游离脂肪酸(FFA)的那些中的任一种。甘油三酯和FFA典型地在其结构中含有具有8-36个碳，优选10-26个碳，例如12-22个碳、12-18个碳，或14-22个碳的脂族烃链。甘油三酯的类型可根据它们的脂肪酸组分确定。脂肪酸组分可容易地使用气相色谱分析(GC)测定。该分析涉及提取脂肪或油，将脂肪或油皂化(水解)，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)酯的类型。在一个实施方案中，基于类脂材料中存在的总甘油三酯，存在于类脂材料中的大部分(即大于50%)甘油三酯可由C10-C26脂肪酸组分组成。另外，甘油三酯为具有与甘油和三种脂肪酸的反应产物相同的结构的分子。因此，尽管此处甘油三酯描述为由脂肪酸组成，但应当理解脂肪酸组分未必含有羧酸氢。另外或作为选择，基于总甘油三酯含量，生物组分进料中存在的大部分甘油三酯可优选由C12-C18脂肪酸组分组成。衍生自生物原料组分的其它类型进料可包含脂肪酸酯，例如脂肪酸烷基酯(例如FAME和/或FAEE)。
生物组分基柴油沸程进料流通常具有较低氮和硫含量。例如，生物组分基进料流可含有至多约300wppm氮，例如至多约100wppm氮。代替氮和/或硫，生物组分进料中的主要杂原子组分为氧。生物组分柴油沸程进料流例如可包含约14重量%的氧含量、约12重量%的氧含量或约10重量%的氧含量。合适的生物组分柴油沸程进料流在加氢处理以前可包含至少约5重量%的氧含量，例如至少约8重量%的氧含量。另外或作为选择，生物组分进料流在加氢处理以前可包含至少约3重量%，例如至少约5重量%或至少约10重量%的烯烃含量。原料的生物组分部分可以为预先加氢处理的或没有预先加氢处理。
通过将两种或更多种原料混合而产生的原料中硫、氮、氧和烯烃的含量通常可使用基于混合进料的加权平均值测定。例如，矿物进料和生物组分进料可以以约80重量%矿物进料和约20重量%生物组分进料的比混合。如果矿物进料具有约1000wppm的硫含量且生物组分进料具有约10wppm的硫含量，则可预期所得混合进料具有约802wppm的硫含量。
加氢处理阶段
在各个实施方案中，可将原料在在一个或多个加氢处理阶段和/或反应器中加氢处理。加氢处理阶段可在任何合适类型的加氢处理反应器如滴流床反应器或另一类可含有连续气相的反应器中。加氢处理阶段可包括使原料在加氢处理条件下在氢气的存在下暴露于合适的加氢处理催化剂下。
加氢处理催化剂可含有至少一种任选在载体上的VIB族和/或VIII族金属。合适的(任选)载体材料的实例可包括氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化锆、二氧化硅-氧化铝、其组合或任何其它合适的耐熔材料。VIB族金属的实例可包括钼和/或钨。VIII族材料的实例可包括镍、钴和/或铁。加氢处理条件可包括如下一项或多项：约260至约425℃，例如约300至约400℃的温度；至少约300psig(约2.1MPag)，例如至少约350psig(约2.4MPag)或至少约400psig(约2.8MPag)的总压力；约3000psig(约20.7MPag)或更小，例如约1500psig(约10.3MPag)或更小，或约800psig(约5.5MPag)或更小的总压力；至少约0.1hr-1，例如至少约0.2hr-1、至少约0.4hr-1，或至少约0.5hr-1的液时空速(LHSV)；约15hr-1或更小，例如约10hr-1或更小、约5hr-1或更小、约2hr-1或更小、约1.5hr-1或更小，或约1.2hr-1或更小的LHSV(应当指出LHSV指关于用于加氢处理阶段的催化剂的空速，因此不反映任何随后阶段如脱蜡阶段的催化剂体积)；至少约500scf/bbl(约85Nm3/m3)，例如至少约1000scf/bbl(约170Nm3/m3)的氢气处理气体率；和约10000scf/bbl(约1700Nm3/m3)或更小，例如约5000scf/bbl(约850Nm3/m3)或更小的氢气处理气体率。
在加氢处理期间，可优选降低原料的硫和氮含量。关于硫，一个或多个加氢处理阶段可有利地将硫含量降至合适水平，例如降至约1000wppm或更少，例如约500wppm或更少、约50wppm或更少、约30wppm或更少、约20wppm或更少、约15wppm或更少，或者约10wppm或更少。另外或作为选择，关于氮，加氢处理阶段可将进料的氮含量降至约100wppm或更少，例如约50wppm或更少、约20wppm或更少、约15wppm或更少、约10wppm或更少，或者约5wppm或更少。另外或作为选择，加氢处理可用于将生物组分或其它含氧原料脱氧(例如实质性地脱氧，其相当于除去至少90摩尔%，例如至少95摩尔%、至少98摩尔%，或至少99摩尔%的存在的氧，和/或其可相当于将氧合物含量降至0.1重量%或更少，例如0.05重量%或更少、0.01重量%或更少，或者0.005重量%或更少)。将进料脱氧可避免由于加氢处理期间水或碳氧化物的产生而导致的催化剂毒害和/或减活问题。
在加氢处理以后，所得加氢处理流出物可具有芳烃含量。加氢处理流出物的芳烃含量可有利地为至少约10重量%，例如至少约15重量%或至少约20重量%。
分离和气体再循环
在加氢处理以后，可在加氢处理原料进入脱蜡阶段中以前使用分离装置分离出杂质。分离装置可以为分离器、汽提器、分馏器或其它装置，或适于将气相产物与液相产物分离的装置的另一组合。例如，分离器阶段可用于除去加氢处理期间形成的各种杂质，例如H2S和NH3，以及其它气相物种如H2或任何低沸点产物。分离器阶段可以为热或冷分离阶段，或热和冷分离的组合。分离阶段可在类似于可称为高压分离阶段的先前加氢处理阶段的压力下进行，或可容许压力在分离阶段下降。
在实施方案中，可使用来自分离阶段的气相流出物提供用于加氢处理阶段的再循环氢气。可处理气相流出物以除去污染物或气体中的其它不理想组分如H2S、NH3、轻馏分等及其组合。剩余气流可含有H2，例如以适用于进一步加氢处理的浓度。如果需要的话，可将该料流压缩以提供足以将料流引回加氢处理阶段中的压力。另外或作为选择，可将来自加氢处理阶段的高压区的液体流出物汽提以除去轻质烃材料，此时它可适用作馏出燃料。
另外或作为选择，分离阶段可容许氢气再循环并提供用于脱蜡阶段中的液体产物流。在这类实施方案中，加氢处理阶段的流出物可通过热高压分离器，该分离器可用于将加氢处理流出物分离成液体流出物和气相流出物。气相流出物一般可包含H2和H2S以及其它物种。至少一部分该气相流出物可分离成滑流以用作供入液体连续脱蜡反应器中的料流。如果需要的话，该滑流可与通常来自补充压缩机的新富氢气体组合，例如以形成用于脱蜡阶段中的总处理气体。在这类滑流实施方案中，然后可将来自热高压分离器的气流的其余部分送入冷高压分离器中。如果需要的话，然后可使来自冷分离器的气相流出物经受从含氢气流中除去污染物，例如使用常规方法如胺洗涤器，此时可使用再循环压缩机将新提纯的含氢料流压缩并可任选用于加氢处理阶段中。
液体连续反应器中的催化脱蜡
将原料加氢处理的一个选择可以是在其中液相代表反应器中的连续相的反应器中进行反应。传统上，加氢处理在滴流床反应器中进行，在那里过量气体产生反应器中的连续气相。在液体连续反应器中，可使原料暴露于一个或多个催化剂床下。反应器可含有脱蜡催化剂，所述催化剂可单独或与其它类型的催化剂如适于加氢处理(例如加氢脱氮、加氢脱氧和/或加氢脱硫)和/或加氢裂化的那些联合使用。液体可从反应器的顶部或上部进入并可向下流过反应器。该向下液体流可帮助容许催化剂保持在催化剂床中的合适位置上。
加氢处理方法通常可包括使进料在氢气的存在下暴露于催化剂下。不愿受任何理论束缚，在常规滴流床反应器中，可操作反应器使得三个“相”存在于反应器中。加氢处理催化剂相当于固相。另一实质部分的反应器容积被气相占据，通常包括氢气、任选一些稀释剂气体和其它气体如可在加氢处理期间形成的污染物气体。气相中的氢气通常以相对于加氢处理反应所需的量实质性过量存在。在常规滴流床反应器中，固体加氢处理催化剂和气相可占据至少约80%的反应器容积，例如至少约85%或至少约90%。第三“相”可相当于液体原料。在常规滴流床反应器中，原料可仅占小部分的体积，例如小于约20%，例如小于约10%或小于约5%。因此，液体原料不形成连续相。而是，液“相”可包含例如涂覆加氢处理催化剂颗粒的原料薄膜。
不愿受任何具体理论束缚，液体连续反应器提供与滴流床反应器相比不同类型的加工环境。在液体连续反应器中，反应区可主要由两相组成。一个相可以为相当于加氢处理催化剂的固相。第二相可以为相当于原料的液相，其可作为连续相存在于液体连续反应器中。在一个实施方案中，可将加氢处理反应期间会消耗的氢气溶于液相中。取决于所用氢气的量，一部分氢气也可以以在液体中的氢气气泡形式存在，在这种情况下，假定将氢气以大约溶解度极限溶于液相中(即液相可氢气饱和，但“饱和”在此处意指物理上而不是化学上的；对于气体在液体中的溶解度，如本文所用，措辞“大约溶解度极限”应当理解意指相当于至少85%的溶解度极限，优选至少90%的溶解度极限，例如至少95%的溶解度极限或至少99%的溶解度极限的浓度，当然，其可包括可相当于至多115%的溶解度极限，优选至多110%的溶解度极限，例如至多105%的溶解度极限的超饱和溶液)。因此，气相氢会相当于除溶于液相中的氢气外的氢气。在实践实施方案中，溶于液相中的氢气可在反应在/通过液体连续反应器进行时贫化。在这类实施方案中，最初以气泡形式存在的氢气可溶于液相中以使液相再饱和并提供用于反应的其它氢气。在各个实施方案中，液体连续反应器中被气相占据的容积可以为小于约10%的反应器容积，或小于约5%。
可将脱蜡反应器的液体进料与含氢处理气体良好地混合。含氢处理气体可含有至少约50体积%的氢气，或至少约80体积%，或至少约90体积%，或至少约95体积%。可将过量气体在其进入反应器中以前从混合物中排出，或可将过量气体直接从反应器中排出。可控制反应器中的液位使得反应器中的催化剂被充分(例如完全)润湿。
在一些实施方案中，床、阶段和/或反应器中的加氢处理反应可需要比可溶于液相中的更多的氢气。在这类实施方案中，可使用一种或多种技术提供用于加氢处理反应的其它氢气。一个选择可以是使来自反应器的一部分产物再循环。产物的再循环部分已通过加氢处理阶段，因此在它再次通过加氢处理阶段时可能具有降低的氢气消耗。另外或作为选择，再循环进料的溶解度可以高于可比的未加工进料。因此，新进料包含一部分再循环产物可提高可用于与新进料反应的氢气的量。
另外或作为选择，可将另一氢气流直接引入反应器中。一个或多个其它氢气流可在反应器中任何方便的位置引入。其它氢气流可包括补充氢气料流、再循环氢气料流、任何其它方便的含氢料流或其组合。在一些实施方案中，产物再循环和沿着反应器轴向的其它氢气流的注入可用于提供用于反应的足够氢气。
在涉及脱蜡产物作为脱蜡阶段的一部分输入再循环的实施方案中，产物再循环的体积量与脱蜡阶段的新进料的量之比可以为至少约0.33:1，例如至少约0.5:1、至少约1:1，或至少约1.5:1。另外或作为选择，产物再循环的体积量与新进料的量之比可以为约4:1或更小，例如约3:1或更小、约2.5:1或更小，或者约2:1或更小。
另外或作为选择，可将污染物气体如H2S溶于原料中。可将污染物气体如H2S有目的地引入以部分地提供另外的氢气功能，因此部分地降低液体-连续阶段中的氢气消耗。例如，来自加氢处理阶段中的分离装置的顶部气流可以为包含氢气和污染物气体的气流。
液体连续反应器中可进行的方法的一个实例为催化脱蜡方法。催化脱蜡可通过使原料在有效(催化)脱蜡条件下暴露于脱蜡催化剂下而进行。有效脱蜡温度可以为至少约500℉(约260℃)，例如至少约550℉(约288℃)、至少约600℉(约316℃)，或至少约650℉(约343℃)。另外或作为选择，温度可以为约750℉(约399℃)或更低，例如约700℉(约371℃)或更低或约650℉(约343℃)或更低。有效脱蜡压力可以为至少约200psig(约1.4MPag)，例如至少约400psig(约2.8MPag)、至少约500psig(约3.4MPag)、至少约750psig(约5.2MPag)，或至少约1000psig(约6.9MPag)。另外或作为选择，压力可以为约2250psig(约15.5MPag)或更小，例如约1500psig(约10.3MPag)或更小、约1200psig(约8.2MPag)或更小、约1000psig(约6.9MPag)或更小，或约800psig(约5.5MPag)或更小。有效脱蜡LHSV可以为至少约0.1hr-1，例如至少约0.2hr-1、至少约0.5hr-1、至少约1.0hr-1，或至少约1.5hr-1。另外或作为选择，LHSV可以为约15hr-1或更小，例如约10.0hr-1或更小、约5.0hr-1或更小、约3.0hr-1或更小，或者约2.0hr-1或更小。进一步另外或作为选择，液体连续反应器的温度、压力和LHSV可包含适用于滴流床反应器中的条件。
在其中将过量气体从液体中排出的实施方案中，反应器中可得到的氢气可因此粗略地相当于溶于液体中的氢气的量。在这种情况下，较高的处理气体率未必可导致可得氢气的量提高，此时反应器内的有效处理气体率可取决于液体(原料)的溶解度极限。典型烃原料的氢气溶解度极限可以为约30scf/bbl(约5.1Nm3/m3)至约200scf/bbl(约34Nm3/m3)。
液体连续反应器的一个优点可能是该反应器不会看到较大过量的氢气，其本身可以为经济耗费和/或可能需要复杂/昂贵的分离设备，例如以容许过量氢气的回收和/或再循环。通常，用于滴流床反应器中氢气再循环料流的再循环料流压缩机可相当于建立的加工装置的总成本的约10-15%。但是，对于液体连续反应器，理想的是可向反应器中供入仅比得上加氢处理反应所需量的量的氢气，例如以减轻催化剂焦化。例如，催化脱蜡方法可消耗约25scf/bbl(约9Nm3/m3)至约500scf/bbl(约85Nm3/m3)的氢气。
单独或与其它氢气控制措施组合，催化脱蜡期间消耗的氢气的量可通过将进料用氢气和补充氢气的污染物如H2S的气体混合物饱和而控制。不愿受任何具体理论束缚，认为将H2S引入催化脱蜡阶段中可抑制脱蜡催化剂的活性，包括用于芳烃饱和的活性。可通过使用至少一部分来自加氢处理区的产物分离段的气相流出物将H2S(和/或类似污染物)引入脱蜡阶段中。例如，补充氢气流和来自分离阶段的气相流出物的滑流可用于溶于加氢处理液体流出物中，例如至大约溶解度极限。可使用一个或多个阀调节补充氢气和气相分离器流出物的混合物以用于使加氢处理液体流出物饱和(物理，非化学)。一个选择可以是使用H2S分析仪监控来自加氢处理阶段的气体输出的H2S含量。因此，可控制含有H2S的气相分离器流出物的量以实现液体连续反应器处理气体中的所需H2S浓度。另外或作为选择，气相分离器流出物可以以足够的量加入使得溶于液体连续反应器的输入进料中的至少约0.1摩尔%的气体包含H2S，例如至少约0.3摩尔%、至少约0.5摩尔%、至少1摩尔%，或至少约1.5摩尔%。进一步另外或作为选择，溶于进料中的H2S的量可以为约10摩尔%或更少的总溶解气体，例如约5摩尔%或更少、约2摩尔%或更少、约1摩尔%或更少，或约0.5摩尔。又进一步另外或作为选择，在脱蜡以后溶于液体产物流中的H2S可以为至少约25wppm，例如至少约50wppm或至少约100wppm。
在涉及引入污染物气体如H2S的实施方案中，芳烃饱和的量可有利地降低。在这种实施方案中，脱蜡阶段的流出物的芳烃含量可以为脱蜡阶段的输入的芳烃含量的至少约50%，例如至少约65%或至少约75%。在各个实施方案中，脱蜡阶段的输入可相当于至少一部分加氢处理流出物。
催化脱蜡涉及来自进料的较长链链烷烃分子的脱除和/或异构化。催化脱蜡可通过选择性裂化和/或通过将这些线性分子加氢异构化而实现。加氢脱蜡催化剂可包含分子筛如结晶铝硅酸盐(沸石)或硅铝磷酸盐(SAPO)。另外或作为选择，分子筛可以为1-D或3-D分子筛，例如10元环1-D分子筛。用于脱蜡的分子筛的实例可包括但不限于ZSM-48、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、β沸石、USY、ZSM-5及其组合。在优选实施方案中，分子筛可包括ZSM-5、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48及其组合，特别是ZSM-5、ZSM-48和/或ZSM-23。任选，脱蜡催化剂可包含粘合剂，例如氧化铝、二氧化钛、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化锆或其组合，例如氧化铝和/或二氧化钛，或者二氧化钛、二氧化硅和氧化锆中的一种或多种。另外或作为选择，脱蜡反应器中的一部分催化剂可包含或是加氢处理催化剂。
可影响分子筛活性的一个分子筛特征包括分子筛中二氧化硅与氧化铝(Si/Al2)之比。例如，分子筛可具有约200:1或更小，例如约120:1或更小、约100:1或更小、约90:1或更小，或约75:1或更小的二氧化硅:氧化铝比。另外或作为选择，分子筛可具有至少约30:1，例如至少约50:1或至少约65:1的二氧化硅:氧化铝比。
脱蜡催化剂通常还可包含金属氢化组分如VIII族金属。合适的VIII族金属可包括Pt、Pd、Ni或其组合。脱蜡催化剂可包含至少约0.1重量%的VIII族金属，例如至少约0.3重量%、至少约0.5重量%、至少约1.0重量%、至少约2.5重量%，或至少约5.0重量%。另外或作为选择，脱蜡催化剂可包含约10.0重量%或更少的VIII族金属，例如约5.0重量%或更少、约2.5重量%或更少、约1.5重量%或更少，或者约1.0重量%或更少。
在一些实施方案中，脱蜡催化剂可包含至少一种VIB族金属如W和/或Mo作为另一氢化组分。这类VIB族金属通常可与至少一种VIII族金属如Ni和/或Co联合使用。这种实施方案的实例可以为包含NiW、NiMo或NiMoW的脱蜡催化剂。当存在时，脱蜡催化剂可包含至少约0.5重量%的VIB族金属，例如至少约1.0重量%、至少约2.5重量%，或至少约5.0重量%。另外或作为选择，脱蜡催化剂可包含约20.0重量%或更少的VIB族金属，例如约15.0重量%或更少、约10.0重量%或更少、约5.0重量%或更少，或者约1.0重量%或更少。然而，如果脱蜡催化剂仅含有VIII族金属，则Pt和/或Pd是优选的VIII族金属。
馏出物产物性能
适于转化成柴油燃料产物的典型矿物馏出物进料可具有至少约15℉(约-9℃)，例如约25℉(约-4℃)至约50℉(约10℃)的始浊点。然而，一些类型的蜡质重常压瓦斯油可具有至多约70℉(约21℃)，例如至多约60℉(约16℃)的浊点。类似地，典型的生物组分进料的始浊点可以为至多约70℉(约21℃)。在各个实施方案中，脱蜡阶段的产物可以为馏出物产物，其可以通过至少一种冷流性能如倾点、浊点或冷滤点表征。当柴油燃料产物通过以上方法生产时，柴油产物可有利地具有比脱蜡阶段进料的浊点低至少约5℃，例如低至少约10℃、低至少约20℃、低至少约30℃，或低至少约40℃的浊点。另外或作为选择，脱蜡产物的浊点可以为约-5℃或更小，例如约-10℃或更小、约-15℃或更小，或约-20℃或更小。进一步另外或作为选择，脱蜡进料的浊点可以为至少约-35℃，例如至少约-30℃或至少约-25℃。又进一步另外或作为选择，脱蜡阶段的产物可具有至少一种比原料的相应性能低至少约10℃，例如低至少约20℃或低至少约30℃的冷流性能。
其它实施方案
另外或作为选择，本发明可包括一个或多个如下实施方案。
实施方案1.制备柴油燃料产物的方法，其包括：使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件下接触以制备加氢处理流出物；将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中加氢处理液体产物具有浊点，气相产物包含H2和H2S；将加氢处理液体产物与含氢料流和至少一部分气相产物混合以产生加氢处理的脱蜡输入料流，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有相当于加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体含量的至少约0.1摩尔%的H2S含量；使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有比原料的相应冷流性能小至少约9℉(约5℃)的冷流性能，冷流性能包括浊点、倾点和冷滤点中的一种或多种。
实施方案2.实施方案1的方法，其中脱蜡流出物具有加氢处理流出物的第一芳烃含量的至少约50%的第二芳烃含量。
实施方案3.制备柴油燃料产物的方法，其包括：提供具有至少约15℉(约-4℃)的浊点且具有第一芳烃含量的原料；使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件接触以制备加氢处理流出物；将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中气相产物包含H2和H2S；将加氢处理液体产物与含氢料流和气相产物混合以形成加氢处理的脱蜡输入料流；使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有为第一芳烃含量的至少约50%的第二芳烃含量，且脱蜡流出物还具有比原料的浊点低至少约9℉(5℃)的浊点。
实施方案4.前述实施方案中任一项的方法，其中混合包括调整含氢料流和至少一部分气相产物的比以将液体连续反应器中的氢气消耗降至约20Nm3/m3或更少。
实施方案5.前述实施方案中任一项的方法，其中至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物通过将它在所述与含氢料流混合以前与加氢处理液体产物混合而再循环。
实施方案6.前述实施方案中任一项的方法，其中将至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物与含氢料流混合并作为输入流再循环至液体连续反应器中。
实施方案7.前述实施方案中任一项的方法，其中液体连续反应器中的接触包括：从液体连续反应器取出至少一部分加氢处理的脱蜡输入料流；将氢气溶于该取出部分中；和将含有溶解氢的取出部分返回液体连续反应器中。
实施方案8.前述实施方案中任一项的方法，其中有效催化脱蜡条件包括约500℉(约260℃)至约750℉(约399℃)的温度、约200psig(约1.4MPag)至约2250psig(约15.5MPag)的总压力和约0.2hr-1至约15hr-1的LHSV。
实施方案9.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500℉(约260℃)至约800℉(约425℃)的温度、约200psig(约1.4MPag)至约3000psig(约20.7MPag)的总压力、约0.2hr-1至约15hr-1的LHSV，和约500scf/bbl(约85Nm3/m3)至约10000scf/bbl(约1700Nm3/m3)的氢气处理气体率。
实施方案10.前述实施方案中任一项的方法，其中脱蜡催化剂包含分子筛和负载金属，分子筛包括ZSM-5、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48或其组合。
实施方案11.实施方案10的方法，其中分子筛为ZSM-23、ZSM-48、ZSM-5或其组合。
实施方案12.前述实施方案中任一项的方法，其进一步包括：将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和两种气相产物，其中气相产物各自包含至少H2和H2S；提供第一气相产物以与加氢处理液体产物混合；从第二气相产物中回收氢气；和使回收的氢气再循环。
实施方案13.前述实施方案中任一项的方法，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体的至少约0.5摩尔%的H2S含量。
实施方案14.实施方案2-13中任一项的方法，其中第二芳烃含量为第一芳烃含量的至少约65%。
反应系统的实例
适于进行以上方法的反应系统示意性地显示于图1中。在图1中，将烃原料110引入第一加氢处理反应器120中。还将氢气处理气流115引入加氢处理反应器120中。任选，氢气处理气流115可包含一部分再循环氢气流152。使烃原料在第一加氢处理反应器120中在一个或多个含有加氢处理催化剂的催化剂床的存在下暴露于加氢处理条件下。加氢处理可将经处理原料的硫含量降至约500重量ppm或更少，或者约50wppm或更少，或者约10wppm或更少。
任选使加氢处理原料118从加氢处理反应器110流入分离阶段125中，在那里将气相产物与液相产物分离。分离阶段125显示为单一元件，但阶段125可代表执行分离阶段的功能的多个装置。在图1所示实施方案中，分离阶段125产生加氢处理液流128、任选气态滑流132和用于再循环的气流122。用于再循环的料流122进入提纯阶段155中。这可包括例如胺洗涤器以从料流中除去污染物。然后可将料流加入精炼厂的氢气回路中。作为选择，图1所示实施方案显示来自提纯阶段155的出料152用作用于加氢处理反应器120的一部分氢气。任选，可将来自提纯阶段155的出料152在加入精炼厂氢气回路和/或其它方法中以前压缩(未显示)。
来自分离阶段的加氢处理液流128然后进入液体连续脱蜡反应器140中。在进入反应器140中以前，加氢处理液流128可以是氢气饱和或部分饱和的。这可例如通过将氢气流142加入加氢处理液流128中，然后在静态混合器165中将料流混合而实现。也可将来自分离阶段125的任选滑流132加入进入静态混合器165中的料流中。任选，可将液体在离开静态混合器以前闪蒸以除去过量气体。作为选择，离开静态混合器的液体中的过量气体可直接从反应器140中排出。
在混合以产生饱和或部分饱和的加氢处理液流128以后，加氢处理液流进入反应器140中。可将加氢处理液流在与气流132和142混合以前与液体再循环料流178混合。液体连续脱蜡反应器140将进料脱蜡并产生柴油产物流148。可将液体再循环料流178从柴油产物流148中取出。任选，反应器140还可包含一部分加氢脱硫催化剂。
图2示意性地显示将氢气引入液体连续反应器中的另一种选择。在图2中，显示两个混合器275用于将氢气与液体混合。将液体滑流273从反应器240中取出并引入混合器275中。混合器将液体用来自氢气流272的氢气饱和。饱和液体274然后返回反应器240中。也可将反应器内的液体饱和在氢气中而不必从反应器中取出(和再注入)任何液体物料。
实施例1
以下为预示实施例。选择重常压瓦斯油作为原料。该原料具有约225℃至约440℃的沸程。原料的浊点为约-4℃。进料的硫含量为约4000wppm。将进料在滴流床反应器中在有效加氢处理条件下加氢处理。催化剂包含氧化铝载体上载的镍和钼。然后将加氢处理流出物分离成液流、用于再俘获再循环氢气的气相流及含有氢气和H2S的侧流。加氢处理液流的硫含量为约10wppm。
将加氢处理液流和补充氢气流在静态混合器中混合以将氢气溶于液流中至大约溶解度极限。还将来自液体连续反应器的再循环产物流与加氢处理液流以约1:1比混合，以相对于预期的进料消耗而提高氢气的量。(物理，非化学)饱和液流然后进入含有脱蜡催化剂的液体连续反应器中。脱蜡催化剂包含具有约0.6重量%Pt的氧化铝结合的ZSM-48。将饱和液流在有效脱蜡条件下脱蜡以产生具有约-40℃的浊点的柴油燃料产物。该阶段中的氢气消耗为约300scf/bbl(约51Nm3/m3)。
在加工期间，决心降低液体连续反应器中的氢气消耗。将一部分含有H2和H2S的侧流加入用于使料流饱和的补充氢气中。H2S的引入将液体连续反应器中的氢气消耗降至约50scf/bbl(约9Nm3/m3)。由于氢气消耗降低，变得不需要使液体产物再循环，由此提高脱蜡催化剂的效率。所得液体产物的浊点为约-30℃。
实施例2
进行三个实验以研究滴流床装置中加氢处理馏出物的脱蜡。提供以下实施例以阐述H2S对芳烃饱和和氢气消耗的影响。尽管实施例2中的实验在滴流床反应器中进行，但预期液体连续反应器中存在相同的H2S与氢气消耗之间的关系。
在该实施例中，脱蜡在两类进料上进行。表1的栏A显示加氢处理馏出物进料的性能。栏A中的进料具有较低的硫和氮含量。脱蜡期间对该进料发生的芳烃饱和可用作对比目的的基线。
表1的栏B显示包含硫和氮形式的污染物的进料的性能。为模拟使用来自加氢处理装置的产物气体的滑流作为脱蜡区的处理气体的效果，将栏A中所示加氢处理的进料用二甲基二硫醚(DMDS)和三丁胺(TBA)掺料(spiked)。在掺料以后，发现如表1栏B所示，液体产物具有约1.86重量%硫和约580wppm氮。为确保DMDS和TBA分别完全分解成H2S和NH3，在进料接触脱蜡催化剂以前，将另一反应器加在脱蜡反应器上游用于掺料剂(spikingagent)分解。该反应器含有预先硫化的NiMo/Al2O3加氢处理催化剂并在约600℉(约316℃)下操作。在该另一反应器以后收集的液体产物的测量证实掺料剂基本完全分解。基于该基本完全分解，计算进入脱蜡反应器中的处理气体含有约1.9摩尔%H2S和约0.2摩尔%NH3。少量较易挥发的化合物的加入也反映于经掺料的进料的蒸馏特征中。另外，加氢处理馏出物和经掺料的加氢处理馏出物具有相当的性能。
将具有表1栏A所示性能的加氢处理馏出物材料在约2150psig(约14.8MPag)的总压力和约3360scf/bbl(约570Nm3/m3)的处理气体率下以在氧化铝结合的~0.6重量%Pt/ZSM-48脱蜡催化剂上约10hr-1的LHSV脱蜡。这些实验中的处理气体为~100%氢气。如表1所示，加氢处理馏出物含有约3.5wppm硫且具有约17.0%的总芳烃含量。
表1
两个用加氢处理馏出物进料的脱蜡实验的结果显示于表2中。在第二实验中，使用较高的脱蜡温度，导致较大的浊点降低。两个实验中馏出物的浊点均降低5℃以上且进料中95%以上的芳烃饱和。注意到没有报告关于3环芳烃的值，因为存在的量比0.1重量%小得多和/或在检测极限以下。测量两个实验中的氢气消耗均为约331scf/bbl(约56Nm3/m3)。
使用经掺料的原料的脱蜡实验的结果也显示于表2中。脱蜡催化剂与先前实验中所用的相同并在相同的总处理气体率和压力下进行。在脱蜡催化剂上的液时空速为约15hr-1。使用较高的脱蜡温度以实现约5℃的所需浊点降低。
如表2所示，芳烃含量在这种情况下仅轻微降至约12.8%，表示仅约25%的总芳烃转化率。测量氢气消耗为约171scf/bbl(约29Nm3/m3)。然而，一部分该氢气消耗相当于分解DMDS和TBA的另一反应器中消耗的氢气。当氢气消耗值就分解掺料剂所消耗的氢气校正时，脱蜡方法的真实氢气消耗降至约107scf/bbl(约18Nm3/m3)。这表示该方法氢气需求降低超过三分之二。这说明了如何使用来自加氢处理生产分离阶段的气态滑流可有利于降低脱蜡阶段期间消耗的氢气量。在具有连续液相的反应环境中，这类氢气消耗降低会降低所需产物再循环的量。
表2
尽管已关于具体实施方案描述和阐述了本发明，本领域技术人员应当理解本发明本身适用于本文中未必阐述的变化方案。为此，则应仅参考所附权利要求书以确定本发明的真实范围。

Claims (22)

1.制备柴油燃料产物的方法，其包括：
使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件下接触以制备加氢处理流出物；
将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中加氢处理液体产物具有浊点，气相产物包含H2和H2S；
将加氢处理液体产物与含氢料流和至少一部分气相产物混合以产生加氢处理的脱蜡输入料流，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有的H2S含量相当于加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体含量的至少0.1摩尔％；和
使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有的冷流性能比原料的相应冷流性能小至少9℉，冷流性能包括浊点、倾点和冷滤点中的一种或多种，其中液体连续反应器中气相占小于10％的反应器容积。
2.根据权利要求1的方法，其中脱蜡流出物具有第二芳烃含量，所述第二芳烃含量是加氢处理流出物的第一芳烃含量的至少50％。
3.制备柴油燃料产物的方法，其包括：
提供具有至少15℉的浊点且具有第一芳烃含量的原料；
使原料与加氢处理催化剂在包含连续气相的加氢处理反应器中在有效加氢处理条件下接触以制备加氢处理流出物；
将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和气相产物，其中气相产物包含H2和H2S；
将加氢处理液体产物与含氢料流和气相产物混合以形成加氢处理的脱蜡输入料流，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有的H2S含量相当于加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体含量的至少0.1摩尔％；和
使加氢处理的脱蜡输入料流与脱蜡催化剂在液体连续反应器中在有效催化脱蜡条件下接触以形成包含脱蜡馏出物产物的脱蜡流出物，其中脱蜡流出物具有第二芳烃含量，第二芳烃含量为第一芳烃含量的至少50％，且脱蜡流出物还具有比原料的浊点低至少9℉的浊点，其中液体连续反应器中气相占小于10％的反应器容积。
4.根据权利要求1-3中任一项的方法，其中混合包括调整含氢料流和至少一部分气相产物的比以将液体连续反应器中的氢气消耗降至20Nm3/m3或更少。
5.根据权利要求1-3中任一项的方法，其中至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物通过将它在所述与含氢料流混合以前与加氢处理液体产物混合而再循环。
6.根据权利要求4的方法，其中至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物通过将它在所述与含氢料流混合以前与加氢处理液体产物混合而再循环。
7.根据权利要求1-3和6中任一项的方法，其中将至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物与含氢料流混合并作为输入流再循环至液体连续反应器中。
8.根据权利要求4的方法，其中将至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物与含氢料流混合并作为输入流再循环至液体连续反应器中。
9.根据权利要求5的方法，其中将至少一部分来自液体连续反应器的脱蜡流出物与含氢料流混合并作为输入流再循环至液体连续反应器中。
10.根据权利要求1-3、6和8-9中任一项的方法，其中液体连续反应器中的接触包括：
从液体连续反应器中取出至少一部分加氢处理的脱蜡输入料流；
将氢气溶于取出部分中；和
将含有溶解氢的取出部分返回液体连续反应器中。
11.根据权利要求4的方法，其中液体连续反应器中的接触包括：
从液体连续反应器中取出至少一部分加氢处理的脱蜡输入料流；
将氢气溶于取出部分中；和
将含有溶解氢的取出部分返回液体连续反应器中。
12.根据权利要求5的方法，其中液体连续反应器中的接触包括：
从液体连续反应器中取出至少一部分加氢处理的脱蜡输入料流；
将氢气溶于取出部分中；和
将含有溶解氢的取出部分返回液体连续反应器中。
13.根据权利要求7的方法，其中液体连续反应器中的接触包括：
从液体连续反应器中取出至少一部分加氢处理的脱蜡输入料流；
将氢气溶于取出部分中；和
将含有溶解氢的取出部分返回液体连续反应器中。
14.根据权利要求1-3、6、8-9和11-13中任一项的方法，其中有效催化脱蜡条件包括500℉至750℉的温度、200psig至2250psig的总压力和0.2hr-1至15hr-1的LHSV。
15.根据权利要求1-3、6、8-9和11-13中任一项的方法，其中有效加氢处理条件包括500℉至800℉的温度、200psig至3000psig的总压力、0.2hr-1至15hr-1的LHSV，和500scf/bbl至10000scf/bbl的氢气处理气体率。
16.根据权利要求14的方法，其中有效加氢处理条件包括500℉至800℉的温度、200psig至3000psig的总压力、0.2hr-1至15hr-1的LHSV，和500scf/bbl至10000scf/bbl的氢气处理气体率。
17.根据权利要求1-3、6、8-9、11-13、16中任一项的方法，其中脱蜡催化剂包含分子筛和负载金属，分子筛包括ZSM-5、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48或其组合。
18.根据权利要求17的方法，其中分子筛为ZSM-23、ZSM-48、ZSM-5或其组合。
19.根据权利要求1-3、6、8-9、11-13、16、18中任一项的方法，其进一步包括：
将加氢处理流出物分离成至少加氢处理液体产物和两种气相产物，其中气相产物各自包含至少H2和H2S；
提供第一气相产物用于与加氢处理液体产物混合；
从第二气相产物中回收氢气；和
使回收的氢气再循环。
20.根据权利要求1-3、6、8-9、11-13、16、18中任一项的方法，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有的H2S含量是加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体的至少0.5摩尔％。
21.根据权利要求19的方法，其中加氢处理的脱蜡输入料流具有的H2S含量是加氢处理的脱蜡输入料流中的总气体的至少0.5摩尔％。
22.根据权利要求2-3、6、8-9、11-13、16、18、21中任一项的方法，其中第二芳烃含量为第一芳烃含量的至少65％。
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