CN103781882A - 用于原位有机过氧化物生产和氧化性杂原子转化的集成系统和方法 - Google Patents

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Abstract

提供了氧化性处理方法，例如，氧化性脱硫或脱氮，其中使用原始液体烃原料的富芳族部分原位产生氧化剂。该方法降低或替代了将液体氧化剂，例如过氧化氢、有机过氧化物和有机氢过氧化物，单独引入氧化性处理方法中的需要。

Description

用于原位有机过氧化物生产和氧化性杂原子转化的集成系统和方法
相关申请
该申请要求2011年7月27日提交的美国临时专利申请号13/191,622的权益，其公开内容以引用方式并入本文。
本发明背景
本发明领域
本发明涉及用于高效降低烃的硫和氮含量以生产具有降低的硫和氮水平的燃料的集成氧化方法。
现有技术描述
在处理和最终使用源自含硫原油的石油产品的过程中将硫化合物排放至大气中带来了健康和环境问题。适用于运输和和其它燃料产品的严格的减低硫的规范已经影响了精炼工业，并且精练者需要作出资本投资以将粗柴油中的硫含量大大降低至以重量计的10份/百万(ppmw)或更低。在工业化国家，例如美国、日本和欧盟国家中，已经要求就运输燃料而言的精炼厂生产环境清洁的运输燃料。例如，在2007年，美国环保署要求高速公路柴油燃料的硫含量降低97%，从500ppmw(低硫柴油)降低至15ppmw(超低硫柴油)。欧盟已经制定了甚至更严格的标准，要求2009年出售的柴油和汽油燃料包含小于10ppmw的硫。其它国家正跟随美国和欧盟的方向，并且向前推进将要要求精炼厂生产具有超低硫水平的运输燃料的法规。
为了跟上最近的朝向生产超低硫燃料的趋势，精炼者需要选择方法或原油，其提供灵活性，以确保在许多实例中通过利用现有的设备，使用最小的额外的资本投资满足未来规范。常规技术，例如加氢裂化和两级加氢处理，将溶液提供至精炼者，用于生产清洁运输燃料。随着新的基层生产设施的建设，这些技术是可得并且可以应用的。然而，在这些更严格的硫降低要求制定之前建设了许多现有的加氢处理设施(例如使用相对低压加氢处理器的那些)并且变现为大量的在先投资。因为用于获得清洁燃料生产的相比之下更严格的操作要求(即，更高的温度和压力条件)，升级这些设施中现有的加氢处理反应器是非常困难的。对精炼者来说可得的翻新选项包括通过如下提高氢分压：增加循环气体的质量、利用更有活性的催化剂组合物、安装改进的反应器构件以提高液体-固体接触、增加反应器体积和增加原料质量。
全世界存在许多安装的加氢处理单元，生产包含500-3000ppmw的硫的运输燃料。设计这些单元用于相对温和的条件(即，就在180℃-370℃下沸腾的直馏粗柴油而言的30千克/平方厘米的低氢分压)并且在所述相对温和的条件下操作。
然而，随着上述运输燃料中更严格的环境硫规范的日益盛行，最大的可允许的硫水平降低至不大于15ppmw，并且在一些情况中不大于10ppmw。最终产物中的该超低硫水平通常要求建设新的高压加氢处理单元，或在本质上翻新现有设施，例如，通过集成新的反应器、并入气体纯化系统、重新工程化反应器内部构造和构件和/或开发更有活性的催化剂组合物。这些的选项每一者都表现为大量的资本投资。
通常存在于烃燃料中的含硫化合物包括脂肪族分子(例如硫化物、二硫化物和硫醇)，以及芳族分子(例如噻吩、苯并噻吩和其长链烷基化衍生物和二苯并噻吩和其烷基衍生物，例如4,6-二甲基-二苯并噻吩)。芳族含硫分子具有比脂肪族含硫分子更高的沸点，并且因此在高级馏分中更丰富。
此外，粗柴油的某些馏分拥有不同的特性。下表展示了源自阿拉伯轻质原油的轻质和重质粗柴油的特性：
Figure BDA0000470867940000031
使用常规温和的加氢脱硫方法，在温和的操作条件(即，10-30kg/cm2的氢分压、330-360℃的温度、1-4液体体积每催化剂体积和每小时的液体时空速)下脂肪族含硫化合物更容易脱硫(不稳定)。然而，某些高度支化的脂肪族分子可以立体阻碍硫原子的除去，并且使用常规加氢脱硫方法适度地更难以脱硫(耐火)。
在含硫芳族化合物之中，噻吩和苯并噻吩相对易于加氢脱硫。将烷基基团加入至环状化合物增加了加氢脱硫的难度。将另一种芳环加入至苯并噻吩族所得的二苯并噻吩甚至更难以脱硫，并且难度根据它们的烷基取代大大地改变，二-β取代最难以脱硫，因此证明了它们的“耐火”称号。这些β取代基阻碍了使杂原子暴露于催化剂上的活性位点。
因此经济地除去耐火含硫化合物非常难以达到，并且因此利用现有加氢处理技术将烃燃料中的含硫化合物除去至超低硫水平是非常昂贵的。当先前的法规允许的硫水平高至500ppmw时，不需要或没有动机超越常规加氢脱硫的能力脱硫，并且因此耐火含硫化合物不是目标。然而，为了满足更严格的硫规范，需要从烃燃料物流中基本上除去这些耐火含硫化合物。
已经广发研究了用于石油馏出物原料脱硫的非催化方法的开发，并且某些方法基于含硫化合物的氧化，例如，描述于美国专利号5,910,440、5,824,207、5,753,102、3,341,448和2,749,284的。公知的氧化剂包括氧的气态形式，例如空气或纯氧。此外，将含水氧化剂(例如过氧化氢)或有机过氧化物用作氧化剂是已知的。
有机过氧化物是活性氧原子和自由基的非常通用的来源。过氧键的热致均裂之后形成自由基。主要的自由基-分子反应为加成和均裂双分子取代反应，例如H-夺取、原子转移、单分子反应(例如脱羧基)、β-断链和重排(例如1,5-H-夺取)。在合成反应中，可以通过恰当地选择过氧化物的类型和反应条件避免不希望的自由基-自由基反应(例如自由基组合和歧化)。合成中有机过氧化物的另一个主要应用是氧化，其是非自由基反应。
就选择用于化学反应的过氧化物而言存在多个重要的参数。物理和化学稳定性影响储存和处理特性，并且在处理条件下，依赖温度的分解速率确定了反应性。因此，在纯化过程中需要考虑过氧化物的分解产物。
有机过氧化物是许多药物中间体、除草剂、杀虫剂和各种其它精细化学品的制造中完善的合成试剂。有机过氧化物提供了降低利用经典合成流程的合成路径中反应步骤的数目的机会。
有机过氧化物组合了多种感兴趣的特征，用于其在有机合成中的应用，包括高纯度、高效率、多数有机系统中有利的溶解度，由此允许了均相的反应条件、定义良好并且温度控制的反应性和有利的成本与性能的比例。
取决于它们的化学结构和反应性，有机过氧化物可以具有各种特征。过氧化物的反应性取决于过氧基团构造并且取决有取代基的类型。取决于其化学结构，有机过氧化物可以分类成不同的组，如表2中所示:
Figure BDA0000470867940000041
过氧键热致均裂产生氧自由基。过氧化物的分解速率不仅取决于过氧化物分类，而且取决于R-基团的类型。因此，过氧化物对自由基攻击(即，诱导分解)的反应性和选择性强烈取决于其结构。
有机过氧化物的热分解是一级反应。温度增加约10℃导致2-3倍的分解速率的增加。使用拥有高氧化势的催化剂进一步加速分解。各种有机过氧化物的半衰期在70℃-210℃的温度范围上自0.1小时至10小时变化。
在实验制备和合成、储存和运输过程中，有机过氧化物通常与安全危害相关联。因此，处理有机过氧化物时，要求增高的安全防范和措施。已知的安全措施包括，将有机过氧化物冷却至低温、在稀释的介质(例如水)中制备有机过氧化物和/或并入化学稳定剂。需要这些防范以最小化冲击震动的可能性和放热反应导致的热影响。
会希望提供用于将杂原子转化成其相应的氧化产物的氧化性方法，其最小化了处理有机过氧化物要求的安全措施的需要。
发明内容
提供了氧化性处理方法，例如，氧化性脱硫或脱氮，其中使用原始液体烃原料的富芳族的部分原位产生氧化剂。该方法降低或替代了在氧化性处理方法中，单独引入液体氧化剂(例如过氧化氢、有机过氧化物和有机氢过氧化物)的需要。
依据一个或多个实施方案，提供了用于将烃原料中含杂原子的化合物的转化成其氧化产物的方法。烃原料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分。在对产生有机过氧化物有效的条件下，使富芳族馏分与有效量的气态氧化剂接触，并且从而产生包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物。在对将混合物中和贫芳族馏分中的含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下，使包含产生的有机过氧化物和含杂原子烃的混合物与贫芳族馏分接触。
依据一个或多个另外的实施方案，提供了用于将烃原料中的含杂原子的化合物转化成其氧化产物的方法。烃原料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分。在对产生有机过氧化物有效的条件下，使富芳族馏分与有效量的气态氧化剂接触，并且从而产生包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物。加氢处理全部或部分贫芳族馏分。使包含产生的有机过氧化物和含杂原子烃的混合物保持在对将含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下。
附图说明
当结合附图阅读时，将最佳地理解上述的总结以及本发明优选实施方案的以下具体说明，其中相似的参考数表示相似的元件或操作。出于展示本发明的目的，附图中显示了本发明优选的实施方案。然而，应该理解本发明不限制于所示的精确的排布和设备，其中：
图1为用于原位产生有机过氧化物和氧化的集成方法的工艺流程图；
图2展示了就经由过氧化合物的氧化而言的化学反应路径。
图3为用于原位产生有机过氧化物和氧化富芳族部分，和加氢处理贫芳族部分的集成方法的另一个实施方案的工艺流程图；
图4为用于原位产生有机过氧化物和氧化富芳族部分，和加氢处理贫芳族部分的集成方法的另外的实施方案的工艺流程图，其中产生有机过氧化物和氧化发生在共同的设备或容器中；
图5为就芳族分离设备而言的溶剂处理的工艺流程图；
图6-11显示了适合用作芳族分离设备的设备的各种实例；
图12A为作为催化剂用于在本文实施例中产生有机过氧化物的Co(萨罗酚，Salophen)的化学结构；和
图12B为描述在本文实施例中过氧化枯烯的形成的气相色谱图。
具体实施方式
提供了用于通过使用原位产生的过氧化物氧化将含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物的系统和方法。通过使源自流入原料的富芳族馏分与一种或多种气态氧化剂反应从烃原料产生原位产生的过氧化物化合物。所得过氧化物用作选择性氧化剂，所述氧化剂用于将含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物，由此消除通常与有机过氧化物相关联的必需的运输、储存和处理花费。可以通过已知的萃取和/或吸附方法除去氧化产物以生产具有降低的含硫和含氮烃混合物浓度、适合用作燃料或炼厂原料的烃产物。
参照图1，显示了氧化性脱硫系统10，其大体上包含任选的进料分离设备12、芳族分离设备14、有机过氧化物产生设备16、氧化性反应设备18和氧化产物分离设备20。
进料分离设备12可以是任选的，如图1中由虚线表示的，并且是任何适合分开初始原料的设备。其可以是用于提供进料物流的滑流的简单分流器(diverter)、用于基于馏出温度分馏进料物流的闪蒸分离设备、或蒸馏单元。一般，进料分离设备12包含用于接收进料物流22的进口和多个用于排出物流22a和22b的出口(任选的，如图1中由虚线表示的)。
芳族分离设备14一般包含用于接收原料22的物流22a(或其中没有采用进料分离设备的实施方案中的全部原料22)的进口、用于排出富芳族物流24的富芳族出口和用于排出贫芳族物流26的贫芳族出口。
有机过氧化物产生设备16包含用于接收富芳族物流24的富芳族进口、用于接收气态氧化剂物流28的气体进口和用于排出流出物32的氧化剂出口，所述流出物32包含有机过氧化物和任何未反应、未转化或部分转化的烃和含杂原子烃，所述含杂原子烃包括有机硫和有机氮化合物。在某些实施方案中，设备16包含有效量的非均相催化剂以促进有机过氧化物产生。在替代的实施方案中(如图1中由虚线表明的)，或与有效量的非均相催化剂组合，设备16包括用于经由物流30接收有效量的均相催化剂的进口。
在另外的实施方案中(未显示)，气态氧化剂和/或均相催化剂(在其中提供均相催化剂的实施方案中)可以与富芳族物流24混合，并且组合的进料可以进料至有机过氧化物产生设备16。
在某些实施方案中，图1中虚线所示，可以在设备16的上游提供混合器，其中在通过至有机过氧化物产生设备16中之前混合气态氧化剂、富芳族馏分和均相催化剂。
氧化性反应设备18一般包含用于接收原料22的物流22b(在其中采用进料分离设备12的实施方案中)、贫芳族物流26和来自有机过氧化物产生设备16的有机过氧化物物流32的进口。此外，氧化性反应设备18包含用于排出包含氧化的含硫和含氮化合物的烃物流36的出口。在某些实施方案中，设备18包含有效量的非均相催化剂以促进氧化性脱硫。在替代的实施方案中(如图1中由虚线表明的)，或与有效量的非均相催化剂组合，设备18包含用于接收有效量的均相催化剂34的进口。
在另外的实施方案中(未显示)，均相催化剂(在其中提供均相催化剂的实施方案中)可以与贫芳族物流26混合，或在其中包含进料分离设备12的实施方案中，与分开的物流22b或分开的物流22b和贫芳族物流26的组合物流混合。然后将含催化剂的进料进料至氧化反应设备18。
氧化产物分离设备20包含用于接收氧化的烃物流36的进口、用于排出烃产物物流38的出口和用于排出包含浓缩的含硫和含氮烃化合物氧化产物的物流40的出口。
在系统10的操作中，将要处理的烃进料物流22可以分成部分22a、22b，其中只有部分物流22a经受芳族分离设备16。在其中没有配置进料分离设备12的实施方案中，将全部进料物流22传送至芳族分离。
在其中进料分离设备12是简单分流器的实施方案中，部分物流22a是初始进料22的滑流。
在其中进料分离设备12是闪蒸或蒸馏单元的其它实施方案中，部分物流22a包含具有在特定馏出温度或以上的沸点的烃，并且部分物流22b包含具有馏出温度以下的沸点的烃。例如，适合用于本方法的进料中的大部分芳族内含物具有在约300℃-约360℃或以上，并且在某些实施方案中，在约340℃或以上的沸点。
在分离设备14中将原料22或部分物流22a分馏成富芳族物流24和贫芳族物流26。将富芳族物流24和气态氧化剂物流28，和任选的均相催化剂30引入至有机过氧化物产生设备16。适合于产生过氧化物的气态氧化剂包括但是不限于氮氧化物(例如，氧化亚氮)、氧、空气、臭氧或包含任何这些气态氧化剂的组合。在适合的操作条件下，将内含物维持在有机过氧化物产生设备16中，并且持续足以产生希望量的有机过氧化物的停留时间。
过氧酸通常用于不饱和化合物的环氧化。值得注意的是羰基化合物的Baeyer-Villiger反应，其中发生氮和硫化合物的氧化，如图2中所示。
根据本文方法，有机过氧化物产生设备16中产生的有机过氧化物可以是公知的化合物，除在经受运输和处理成本的那些情况中之外，其多数为从商业来源可得的。
原位产生的有机过氧化物的通式为R′-OOR，其中R表示有机基团，其包含使用一个或多个烷基基团取代的一种芳族或多环芳族化合物或环烷烃(naphtheno)-芳族化合物，所述烷基基团具有对氧化易敏感的暴露的叔氢，并且其中R′表示任何R化合物或氢。
特别地，用于产生有机过氧化物的反应路径显示于下式(1)-(4)中，其中M是催化剂：
Figure BDA0000470867940000101
在上式(1)-(4)中，式(1)-(2)提供自由基的产生。式(3)提供过氧自由基的形成。式(4)显示了过氧化物自由基与另外的烃反应以产生另外的自由基的链反应。如以上讨论的，就通式R′-OOR而论，R表示有机基团，其包含使用一个或多个烷基基团取代的一种芳族或多环芳族化合物或环烷烃-芳族化合物，所述烷基基团具有对氧化易敏感的暴露的叔氢。在式(1)-(4)的情况中，R′是氢。
通过分离易于氧化以形成过氧化物的化合物，包括芳族化合物和某些环烷烃，特别是包含叔碳的那些，过氧化物的原位产生和氧化性脱硫都可以在相对较温和的条件下发生。
值得注意的是，尽管在某些现有的氧化性脱硫操作中，气态氧化剂可以直接用于将有机硫化合物转化成其氧化产物，与使用如本文所述的有机过氧化物相比，在这些现有的方法中的气态氧化剂一般选择性较差，并且也要求相对更严格的操作条件。
将来自芳族分离设备14的贫芳族物流26、部分物流22b(在其中采用进料分离设备12的实施方案中)和从有机过氧化物产生设备16中排出的物流32(其包含新形成的有机过氧化物化合物以及未转化的芳族化合物以及进至有机过氧化物产生设备16的进料的环烷烃化合物)进料至氧化性反应设备18，任选地连同经由物流34的均相催化剂。
在适合的操作条件下，将内含物维持在氧化性反应设备18中，并且持续足以促进希望的氧化反应(即，将含硫烃氧化性转化成包含硫和氧的那些，例如亚砜或砜，并且将含氮烃化合物氧化性转化成包含氮和氧的那些)的停留时间。
为了产生具有降低水平的含硫和含氮烃化合物的烃产物，将包含非杂原子烃和含硫和含氮烃化合物的氧化产物的物流36从氧化性反应设备18输送至氧化产物分离设备20。该分离步骤可以包括，例如，精加工、萃取、吸附或倾析的一者或多者。具有降低水平的含硫和含氮烃化合物的烃产物物流38从氧化产物分离设备20中排出。也排出包含浓缩的含硫和含氮烃化合物的氧化产物的物流40，其可以经受进一步的处理以回收烃(例如FCC)、加氢处理、焦化装置、减粘裂化装置或并入至重质粗柴油池中。
图3和4显示了另外的实施方案，其中集成加氢处理单元以处理贫芳族馏分。尽管本说明书涉及全部贫芳族馏分，将要理解部分的贫芳族馏分可以经受氧化性脱硫反应，例如，就图1而论所显示和描述的。
现在参照图3，描述了系统110，其包含适合于另一个实施方案的单元操作排布，所述实施方案提供了并入原位产生有机过氧化物氧化剂的方法。有机过氧化物产生设备116、氧化性反应设备118和氧化产物分离设备120的排布和操作与如上参照图1所讨论的有机过氧化物反应设备16、氧化性反应设备18和氧化产物分离设备20相似。在系统110中，提供了芳族分离设备114，其将来自初始进料物流122的芳族内含物分离成富芳族物流124和贫芳族物流126。可以在传送至有机过氧化物产生设备116之前，在富芳族物流分离设备172中将富芳族物流124分离成部分物流124a和124b。富芳族物流分离设备172，如图3中由虚线表示的任选的单元操作可以为任何适合于分开富芳族物流124的设备。与就图1而论所描述的初始进料分离设备12相似，设备172可以为用于提供富芳族物流124的滑流的简单分流器、用于基于分馏温度分馏富芳族物流124的闪蒸分离设备、或蒸馏单元。
将产生的有机过氧化物选择性氧化剂物流132输送至氧化性反应设备118，在其中采用富芳族物流分离设备172的实施方案中任选地连同部分物流124b，并且任选地使用经由物流134的均相催化剂，其作为催化剂的唯一来源或与包含于氧化性反应设备118中的非均相催化剂组合。
在适合的操作条件下，将内含物维持在氧化性反应设备118中，并且持续足以促进希望的氧化反应的停留时间。将包含非杂原子烃和含硫和含氮烃化合物的氧化产物的物流136从氧化性反应设备118输送至氧化产物分离设备120，具有降低水平的含硫和含氮烃化合物的富芳族的烃产物物流138连同包含浓缩的含硫和含氮烃化合物的氧化产物的物流140从所述氧化产物分离设备120排出。
将来自芳族分离设备114的贫芳族物流126连同经由物流166的氢输送至加氢处理设备164。在某些实施方案中，也可以将全部或部分的来自氧化产物分离设备120的烃产物物流138、物流174输送至加氢处理设备164用于进一步脱硫和/或脱氮。
来自加氢处理设备164的脱硫和/或脱氮产物可以作为贫芳族加氢处理产物经由物流168单独排出，或任选地与烃产物物流138组合作为物流170排出。可以将(一个或多个)产物物流传送至进一步的精制操作或作为最终产物使用/交付。
现在参照图4，描述了系统210，其包含适合于另一个实施方案的单元操作排布，所述实施方案提供了并入原位产生有机过氧化物氧化剂的方法。系统210中单元操作的排布和操作与以上参照图3所讨论的系统110相似，其具有修改，因此有机过氧化物的产生和氧化性反应发生在共同的反应器217中。在该实施方案中，任选的均相催化剂物流233可以作为唯一的催化剂来源或与包含于反应器217中的非均相催化剂组合输送至反应器217。均相催化剂物流233或包含于反应器217中的非均相催化剂的任一者或两者可以为适合于促进从富芳族物流224产生有机过氧化物并且适合于促进含杂原子烃化合物的氧化性反应(例如，脱硫)的双功能催化剂。
注意，尽管双功能容器显示于具有温和的加氢处理区域的构造中，但是预期的是该双功能容器可以用于与就图1而论所示相似的系统中，即，其中杂原子的除去完全通过氧化性反应发生。
根据本文方法，将要处理的烃进料物流一般为液体烃物流，例如直馏燃料油或柴油，其包括含硫和含氮烃化合物。适合于通过本发明的系统和方法减少含杂原子的化合物的烃原料可以包含在约36℃-约520℃，优选约36℃-约370℃的范围中沸腾的烃馏分。可以有利地除去的含硫化合物包括硫醇、噻吩化合物、苯并噻吩化合物和二苯并噻吩化合物，其可以包含取代烷基、芳基或烷芳基基团。可以有利地除去的含氮化合物包括吡啶、胺、吡咯、苯胺、喹啉和吖啶，其可以包括取代烷基、芳基或烷芳基基团。特别地，包含一种或多种苯并噻吩化合物、二苯并噻吩化合物、吡咯、喹啉或吖啶的原料可以受益于本文所描述的方法，因为这些化合物通常是可通过在相对温和的条件下的加氢处理除去的。
在其中提供了进料或富芳族分离设备12、172并且其是简单分流器的实施方案中，物流22a、124a可以包括约1V%-约90V%，在某些实施方案中约1V-约50V%，并且在进一步的实施方案中约1V%-约30V%的流入物流22、124。在其中提供进料分离设备12、172并且其是闪蒸或蒸馏设备的实施方案中，具有约300℃-约360℃，并且在某些实施方案中约300℃-约360℃的初始沸点的物流22a、124a，可以包含约1V%-约50V%，在某些实施方案中约1V%-约30V%，并且在进一步的实施方案中约1V%-约5V%的流入物流22、124。
富芳族馏分和贫芳族馏分的比例主要取决于采用的芳族分离设备的类型。此外，在系统10的实施方案中，这些比例也可以取决于是否进料分离设备12是分流器或基于闪蒸或蒸馏分离。归因于芳族分离方法(例如溶剂萃取)的本质，萃取的芳族化合物馏分将要包含非芳族化合物，包括环烷烃和链烷烃。
因为芳族萃取操作通常不提供芳族化合物和非芳族化合物之间的尖锐截流(sharp cut-off)，贫芳族馏分包含初始进料的非芳族内含物的主要部分和初始进料的芳族内含物的较少部分，并且富芳族馏分包含初始进料的芳族内含物的主要部分和初始进料的非芳族内含物的较少部分。富芳族馏分中非芳族化合物的量和贫芳族馏分中芳族化合物的量取决于对本领域技术人员来说显而易见的各种因素，包括萃取的类型和萃取器中的理论塔板数、溶剂的类型和溶剂比例。
传送至富芳族馏分的芳族化合物包括芳族有机硫化合物，例如苯并噻吩、二苯并噻吩、苯并环烷噻吩(benzonaphtenothiophene)和苯并噻吩、二苯并噻吩和苯并环烷噻吩的衍生物。各种非芳族有机硫化合物可以已经存在于初始进料中(即，在加氢处理之前)，其包括硫醇、硫化物和二硫化物。
此外，某些具有芳族部分的有机氮化合物也伴随富芳族馏分通过。此外，有些有机氮化合物、链烷烃或环烷烃的本质可以具有导致其得到萃取并且保持在富芳族馏分中的极性。
如本文所用的，术语“贫芳族”意为至少大于50wt%，优选至少大于约85wt%，并且最优选大于至少约95wt%的进至芳族分离设备的进料的非芳族的含量。也如本文所用的，术语“富芳族”意为至少大于50wt%，优选至少大于约85wt%，并且最优选大于至少约95wt%的进至芳族分离设备的进料的芳族的含量。
在本发明的实施方案中，有机过氧化物产生设备包括一种或多种类型的连续流或间歇式反应器，包括但是不限于连续搅拌釜反应器、固定床、连续搅拌固定床反应器、沸腾床、淤浆床、移动床或鼓泡塔。
有机过氧化物产生设备中采用的适合的催化剂包括但是不限于具有通式MxOy的那些，其中x=1或2，和y=2或5，并且其中M是选自周期表IVB、VB和VIB族元素或其混合物的元素。适合的产生过氧化物的催化剂活性组分的实例包括但是不限于5ppm-1wt%的Ni、Ti、Zr、Cr、Mo和/或W的金属配合物。特定的产生过氧化物的催化剂化合物的实例包括但是不限于，MoO2、Fe2O3、V2O5、ZrO2和TiO2。在另外的实施方案中，有机过氧化物产生设备中采用的适合的催化剂包括Co(萨罗酚)或其配合物，并且其实例显示于图12A中。
如上所述，在另外的实施方案中，均相催化剂可以替代非均相催化剂或与其结合在有机过氧化物产生设备中使用。用于产生过氧化物氧化剂的适合的均相催化剂包括过渡金属配合物。
在有机过氧化物产生设备中，使富芳族的进料在与气态氧化剂和催化剂的接触中维持足以完成有机过氧化物的产生的一段时间，一般约5分钟-约180分钟，在某些实施方案中约15分钟-约90分钟，并且在进一步的实施方案中约30分钟-约60分钟。
有机过氧化物产生设备的反应条件包括约1bar-约30bar，在某些实施方案中约1bar-约10bar，并且在进一步的实施方案中约1bar-约3bar的操作压力；和约20℃-约300℃，在某些实施方案中约20℃-约150℃，并且在进一步的实施方案中约45℃-约60℃的操作温度。
气态氧化剂:芳族碳的摩尔进料比例一般为约1:1-约100:1，在某些实施方案中为约1:1-约30:1，并且在进一步的实施方案中约1:1-约4:1。
有机过氧化物产生设备中产生的有机过氧化物的量可以为约0.1V%-约30V%，在某些实施方案中为约0.1V%-约10V%，并且在进一步的实施方案中为约0.1V%-约5V%。
在本发明的实施方案中，氧化性反应设备包括一种或多种类型的连续流或间歇式反应器，包括但是不限于连续搅拌釜反应器、固定床、连续搅拌固定床反应器、沸腾床、淤浆床、移动床或鼓泡塔。
适合的催化剂也可以用于氧化性反应设备中，所述催化剂包括但是不限于碱性过渡金属氧化物。例如，氧化催化剂可以选自一种或多种具有周期表VB族至VIIIB族的金属的均相或非均相催化剂，所述金属包括选自Mn、Co、Fe、Cr、Ni、Ti、Zr、W、V和Mo的那些。适合的氧化催化剂化合物的实例包括六羰基钼、乙酰丙酮钼、MoO2、Fe2O3、V2O5、ZrO2、TiO2。在另外的实施方案中，氧化性反应催化剂包括过渡金属氧化物的盐，其中盐选自周期表IA和IIA族，例如Na+、K+、Ca2+、Mg2+或其混合物，包括但是不限于钨酸钠。
此外，一种或多种相转移试剂(例如甲酸或乙酸)可以包含于氧化性反应混合物中。
可以在氧化性反应设备中，在约1bar-约30bar，在某些实施方案中约1bar-约10bar，并且在进一步的实施方案中约1bar-约3bar的操作压力下；和约20℃-约300℃，在某些实施方案中约20℃-约150℃，并且在进一步的实施方案中约45℃-约60℃的操作温度下进行氧化性反应。氧化剂:硫的摩尔进料比例一般为约1:1-约100:1，在某些实施方案中为约1:1-约30:1，并且在进一步的实施方案中为约1:1-约4:1，停留时间为约5-约180分钟，在某些实施方案中为约15-约90分钟，并且在进一步的实施方案中为约15分钟-约30分钟。
在本发明的实施方案中，氧化产物分离设备20包括一个或多个单元操作，包括但是不限于倾析容器、蒸馏单元、吸附单元或溶剂萃取单元。氧化产物分离设备20的细节和具体排布超过了说明书的范围。
在某些实施方案中，例如就图4而论所描述的，提供了双功能催化剂化合物，包含一种或多种金属活性物质以催化地促进过氧化物的产生，并且包含一种或多种金属活性物质以促进含杂原子烃化合物反应氧化。可以替代非均相催化剂使用或与其结合使用的适合的双功能均相催化剂化合物包括但是不限于源自金属来自IIB至IVB族的金属环烷酸盐或金属乙酸盐的组合(例如Cu(acac)2-VO(acac)2；或Cu(acac)2-Co(acac)2)的那些。
在用于有机过氧化物产生和氧化性反应的组合反应设备中，富芳族的进料在与气态氧化剂和催化剂的接触中维持足以完成有机过氧化物的产生和氧化性反应的一段时间，一般为约5-约180分钟，在某些实施方案中为约15-约90分钟，并且在进一步的实施方案中为约15分钟-约30分钟。
有机过氧化物产生设备的反应条件包括约25℃-约300℃，在某些实施方案中为约25℃-约250℃，并且在进一步的实施方案中为约25℃-约200℃的操作温度。有机过氧化物产生设备的反应条件包括约1bar-约50bar，在某些实施方案中为约1bar-约40bar，并且在进一步的实施方案中为约1bar-约30bar的操作压力。
用于双功能反应器的适合的设备包括一种或多种类型的连续流或间歇式反应器，包括但是不限于连续搅拌釜反应器、固定床、连续搅拌固定床反应器、沸腾床、淤浆床、移动床或鼓泡塔。
本文所用的芳族分离设备可以为能够将进至其的进料分开成贫芳族物流和富芳族物流的适合的溶剂萃取芳族分离设备。如图5中所示，芳族分离设备314可以包括适合的单元操作以进行芳族化合物的溶剂萃取，并且回收溶剂用于在方法中再使用。将进料322输送至芳族萃取容器344，其中使作为萃余液物流346的第一贫芳族馏分从作为萃取液物流348的第二通常富芳族的馏分中分离。将溶剂进料350引入至芳族萃取容器344。
在其中物流346中存在的溶剂超过希望或预定的量的操作中，溶剂可以从烃产物中分离，例如，使用闪蒸或汽提单元352，或其它适合的设备。来自闪蒸单元352的溶剂354可以循环至芳族萃取容器344，例如，经由缓冲罐(surge drum)356。初始溶剂进料或补充溶剂可以经由物流362引入。如上所述，贫芳族物流326排放自闪蒸单元352并且输送至氧化性反应设备318。
此外，在物流348中存在的溶剂超过希望的或预定的量时，可以从烃产物中除去溶剂，例如，使用闪蒸或汽提单元358或其它适合的设备。可以将来自闪蒸单元354的溶剂60循环至芳族萃取容器344，例如，经由缓冲罐356。富芳族物流324排放自闪蒸单元358。
溶剂、操作条件和接触溶剂和进料的机构的选择允许了芳族萃取水平上的控制。例如，适合的溶剂包括糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮、二甲基甲酰胺或二甲亚砜，并且可以以约20:1，在某些实施方案中约4:1，并且在进一步的实施方案中约1:1的溶剂:油的比例提供。可以在约20℃-约120℃，并且在某些实施方案中约40℃-约80℃的温度下操作芳族分离设备。芳族分离设备的操作压力可以为约1bar-约10bar，并且在某些实施方案中为约1bar-3bar。作为本发明的芳族分离设备而有用的设备的类型包括级式萃取器或微分萃取器。
级式萃取器的实例为示意性展示于图6中的混合器-沉降器设备414。混合器-沉降器设备414包含并入涡轮或螺旋桨式搅拌器482和一个或多个挡板484的立式罐480。进料进口486、488位于釜480的顶部并且出口490位于釜480的底部。将要萃取的原料经由进口486进料至容器480中并且经由进口488加入适合的量的溶剂。激活搅拌器482持续足以导致溶剂和进料原料的紧密混合的一段时间，并且在混合循环的结尾停止搅拌，并且通过控制阀门492，排出至少部分的内含物并且传送至沉降器494。在沉降器494中分离相并且分别经由出口496和498取出包含贫芳族烃的烃混合物的萃余液相和包含富芳族混合物的萃取相。一般，可以以间歇模式使用混合器-沉降器设备，或将多个混合器-沉降器设备分段用于以连续模式操作。
另一种级式萃取器是离心接触器。离心接触器为高速、旋转的机器，其特征为相对低的停留时间。离心装置中的级数通常是1，然而，也可以使用具有多级的离心接触器。离心接触器将机械装置用于搅拌混合物以增加界面面积并且降低传质阻力。
也适合用作本发明的区域22中的芳族萃取设备的各种类型的微分萃取器(也称为“连续接触萃取器”)包括但是不限于，离心接触器和接触塔，例如塔板塔、喷淋塔、填料塔、转盘塔和脉冲塔。
接触塔适合于各种液体-液体萃取操作。将填料、塔板、喷淋或其它形成液滴的机构或其它设备用于增加其中2个液相(即，溶剂相和烃相)接触的表面面积，其也增加了流路的有效长度。在萃取塔中，具有较低粘度的相通常选作连续相，在芳族萃取设备的情况中，其是溶剂相。在某些实施方案中，可以分散具有较高流量的相以产生更大的界面面积和湍流。这是通过选择具有希望的润湿特征的恰当的构建材料达到的。一般，含水相润湿金属表面并且有机相润湿非金属表面。在萃取器的类型和/或具体构型、材料或构建，和填充材料类型和特征(即，平均粒度、形状、密度、表面面积等等)的选择中也可以考虑沿着萃取器长度的流动和物理特性的改变。
塔板塔514示意性展示于图7中。在塔514底部的轻液进口588接收液体烃，并且在塔514顶部的重液进口590接收液体溶剂。塔514包括多个塔板580和相关联的降液管582。顶层挡板584物理分离来自已经经受塔514中在先萃取阶段的液体烃的进来的溶剂。塔板塔514是多级的逆流接触器。连续溶剂相的轴向混合发生在塔板580之间的区域586，并且分散发生在各个塔板580，导致了溶质至溶剂相中的高效传质。塔板580可以为具有直径为约1.5-4.5mm的穿孔的筛板并且可以以约150-600mm间隔开。
轻烃液通过各个塔板580中的穿孔并且以细小液滴的形式出现。细小烃液滴上升通过连续溶剂相并且聚结成界面层596并且再次分散通过之上的塔板580。溶剂穿过各个板并且经由降液管582从之上的塔板580向下流动至之下的塔板580。主界面(principle interface)598维持在塔514的顶部。从在塔514顶部的出口592中除去贫芳族烃液体并且通过在塔514底部的出口594排出富芳族溶剂液体。塔板塔为高效的溶剂转移设备并且具有希望的液体处理能力和萃取效率，特别是对于低界面张力的系统。
另外类型的适合于从烃进料中萃取芳族化合物的单元操作为填充床塔。图8为具有烃进口690和溶剂进口692的填充床塔614的示意图。在支撑板686上提供填充区域688。填充区域688包含适合的填充材料，包括但是不限于Pall环、Raschig环、Kascade环、Intalox鞍、Berl鞍、超级Intalox鞍、超级Berl鞍、Demister衬垫、除雾器、泰勒填料(telerrette)、碳石墨不规则填料、其它类型的鞍等等，包括一种或多种这些填充材料的组合。选择填充材料，以便由连续溶剂相完全润湿。经由在填充区域688顶部以上水平的进口692引入的溶剂向下流动并且润湿填充材料并且填充了填充区域688中很大部分的空隙空间。使用烃液体的液滴填充剩余的空隙空间，所述烃液体的液滴上升通过连续溶剂相并且聚结以在填充床塔614的顶部形成液体-液体界面698。从在塔614顶部的出口694中除去贫芳族烃液体并且通过在塔614底部的出口696排出富芳族溶剂液体。填充材料提供很大的界面面积用于相接触，导致液滴聚结并且重整。填料塔中的传质速率可以相对高，因为填充材料降低了连续相的循环。
适合于本发明的系统和方法中的芳族萃取的其它类型的设备包括转盘塔。图9是称为Scheiebel
Figure BDA0000470867940000201
塔、可商购自Paramus，New Jersey，USA的Koch Modular Process Systems，LLC的转盘塔714的示意图。本领域技术人员将要理解，可以作为包含于本发明的系统和方法中的芳族萃取单元应用的其它类型的转盘塔包括但是不限于Oldshue-Rushton塔和Kuhni萃取器。转盘塔是机械搅拌的逆流萃取器。通过转盘机构提供搅拌，所述转盘机构通常以相比于如就图6而论所描述的涡轮类型叶轮快得多的速度运行。
转盘塔714包括朝向塔底部的烃进口790和接近塔顶部的溶剂进口792，分成多个隔间，所述隔间由一系列的内部定子环782和外部定子环784形成。各个隔间包含位于中心的、水平转子盘786，所述转子盘786连接至在塔内侧产生高程度的湍流的转轴788。转子盘786的直径略微小于内部定子环782中的开孔。通常，盘直径为塔直径的33-66%。盘使液体分散并且迫使其向外，朝向容器壁798，其中外部定子环784产生安静区域，其中两个相可以分离。从在塔714顶部的出口794中除去贫芳族烃液体并且通过在塔714底部的出口796排出富芳族溶剂液体。转盘塔有利地提供相对高的效率和能力并且具有相对低的操作成本。
适合于本发明的系统和方法中的芳族萃取的另外类型的设备是脉冲塔。图10是脉冲塔系统814的示意图，其包含具有多个填充板或筛板888、轻相(即，溶剂)、进口890、重相(即，烃进料)、进口892、轻相出口894和重相出口896的塔的。
一般，脉冲塔系统814是具有大量筛板888，缺少降液管的立式塔。筛板888中的穿孔通常小于非脉冲塔的那些，例如，直径为约1.5mm-约3.0mm。
脉冲产生装置898(例如往复泵)以频繁的间隔脉冲塔的内含物。在液相的普通流上叠加相对小振幅的快速往复运动。可以使用涂层钢(例如，使用聚四氟乙烯涂覆)形成的波纹管(bellow)或隔板(diaphragm)，或任何其它往复、脉冲机构。使用100-260循环/分钟的频率，一般推荐5-25mm的脉冲振幅。脉冲导致轻液(溶剂)分散成向上行程上的重相(油)和将喷射至向下行程上的轻相中的重液相。塔不具有移动部件、具有低轴向混合和高萃取效率。
相比于非脉冲塔，脉冲塔通常要求小于三分之一的理论级数。在Karr塔中使用了特定类型的往复机构，其显示于图11中。
有利地，本文所述的方法和系统最小化了氧化剂成本，并且特别是最小化了与处理液体过氧化物化合物相关联的安全要求。与基于过氧化氢的现有的氧化方法相反，本文所描述的方法和系统采用从进料本身原位生产有机过氧化物，作为高效的氧来源，用于进一步将含硫化合物氧化成亚砜/砜。
此外，在使用过氧化氢的外部来源的常规氧化方法中，其通常是作为具有稳定剂的30%的H2O2的含水溶液提供的。稀释的过氧化氢和稳定剂在氧化硫化合物的能力上具有有害的影响。
此外，有机过氧化物的原位产生允许了单一液相氧化性脱硫方法，而不是双相性(液体-液体)系统，如使用含水过氧化物。
再进一步，本方法要求的唯一气体是气态氧化剂，提供了显著的在加氢处理方法之上优点，所述加氢处理方法要求大量的气态氢。
实施例
实施例1。过氧化枯烯是将Co(萨罗酚)(图12A中显示的结构)用作催化剂，通过在90℃下使枯烯和空气接触1小时原位产生的。通过气相色谱(如图12B中可见的)监测过氧化枯烯的形成。
实施例2。直馏粗柴油(其特性在表3中给出)使用与以上就图3而论所描述的相似的处理方案脱硫。
在逆流萃取器中将糠醛用作溶剂萃取直馏粗柴油。在60℃，大气压力下，以1.1/1.0的溶剂:柴油比例操作萃取器。获得两种馏分：富芳族馏分和贫芳族馏分。贫芳族馏分收率为68W%并且包含3,500ppmw的硫和11.3W%的芳族化合物。富芳族馏分收率为32W%并且包含80W%的芳族化合物和10,000ppmw的硫。
在固定床加氢处理单元中在常规加氢处理催化剂(氧化铝上的Co-Mo)之上，在20Kg/cm2的氢分压、320℃、2.0h-1的液体时空速下并且以280升/升的氢:油比例加氢处理贫芳族馏分。加氢处理的直馏粗柴油的特性在表4中给出。加氢处理的粗柴油包含小于10ppmw的硫。
表3
特性 单位 方法 SR粗柴油
在15.6℃下的密度 Kg/Lt ASTM D4052 0.850
硫 W% ASTM D4294 1.3
氮 ppmw 178
芳族化合物 W% 31.5
石蜡+环烷烃 W% 68.5
蒸馏 ASTM D2892
IBP ℃ 52
5W% ℃ 186
10W% ℃ 215
30W% ℃ 267
50W% ℃ 304
70W% ℃ 344
90W% ℃ 403
95W% ℃ 426
100W% ℃ 466
表4
特性 单位 方法 贫芳族馏分
在15.6℃下的密度 Kg/Lt ASTM D4052 0.8381
硫 W% ASTM D4294 0.35
氮 ppmw ASTM D4629 91
芳族化合物 W% 28.5
石蜡+环烷烃 W% 71.5
蒸馏 ASTM D2892
IBP ℃ 53
5W% ℃ 187
10W% ℃ 213
30W% ℃ 262
50W% ℃ 299
70W% ℃ 338
90W% ℃ 397
95W% ℃ 420
100W% ℃ 463
在Co(萨罗酚)催化剂的存在下，在90℃下使包含10,000ppmw的硫的富芳族的SR粗柴油经受空气处理1小时的停留时间，以产生芳族过氧化物。然后在75℃下在大气压力下使用钨酸钠作为催化剂(0.5W%)连同乙酸作为相转移试剂使总混合物氧化2小时。通过萃取和吸附步骤除去氧化副产物砜。然后将在氧化、萃取和吸附步骤之后包含小于10ppmw的硫的芳族馏分送至柴油池并且与加氢处理的贫芳族馏分组合。最终的粗柴油馏分包含小于10ppmw的硫。
已经在以上和附图中描述了本发明的方法和设备；然而，修改对本领域技术人员来说将是显而易见的并且就本发明而言的保护范围将由以下权利要求书限定。

Claims (31)

1.用于将烃原料中的含杂原子的化合物转化成其氧化产物的方法，其包括：
将烃原料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分；
在对产生有机过氧化物有效的条件下，使富芳族馏分与有效量的气态氧化剂接触，并且从而产生包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物；
在对将混合物中和贫芳族馏分中的含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下，使包含产生的有机过氧化物和含杂原子烃的混合物与贫芳族馏分接触。
2.根据权利要求1的方法，其进一步包括：
将烃原料分离成第一和第二部分；和
仅仅使第一部分经受分离，分离成贫芳族馏分和富芳族馏分；
其中在对转化含杂原子烃有效的条件下的接触进一步包括接触第二部分，用于将第二部分中的含杂原子烃转化成那些含杂原子烃的氧化产物。
3.用于将烃原料中的含杂原子的化合物转化成其氧化产物的方法，其包括：
将烃原料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分；
在对产生有机过氧化物有效的条件下，使富芳族馏分与有效量的气态氧化剂接触，并且从而产生包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物；
加氢处理全部或部分的贫芳族馏分；
使包含产生的有机过氧化物和含杂原子烃的混合物保持在对将含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下。
4.根据权利要求3的方法，其进一步包括：
将富芳族馏分的烃原料分离成第一和第二部分；和
在对反应成有机过氧化物化合物有效的条件下仅仅使第一部分经受与有效量的气态氧化剂的接触；
其中在对转化含杂原子烃有效的条件下的接触进一步包括接触第二部分，用于将第二部分中的含杂原子烃转化成那些含杂原子烃的氧化产物。
5.根据权利要求2或4的方法，其中将烃原料或富芳族馏分分离成第一和第二部分使用的是分流器。
6.根据权利要求5的方法，其中第一部分为约1V%-约90V%的烃原料。
7.根据权利要求5的方法，其中第一部分为约1V%-约50V%的烃原料。
8.根据权利要求5的方法，其中第一部分为约1V%-约30V%的烃原料。
9.根据权利要求2或4的方法，其中将烃原料或富芳族馏分分离成第一和第二部分使用的是闪蒸分离设备或蒸馏单元，以产生具有约300℃-约360℃的初始沸点的第一部分。
10.根据权利要求9的方法，其中第一部分为约1V%-约50V%的烃原料。
11.根据权利要求9的方法，其中第一部分为约1V%-约30V%的烃原料。
12.根据权利要求9的方法，其中第一部分为约1V%-约5V%的烃原料。
13.根据权利要求1或3的方法，其中在对产生有机过氧化物有效的条件下的接触和在对将含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下的接触发生在单独的容器中。
14.根据权利要求13的方法，其中在对产生有机过氧化物有效的条件下的接触发生在有机过氧化物产生设备中。
15.根据权利要求14的方法，其中在催化剂的存在下发生有机过氧化物产生设备中的反应。
16.根据权利要求15的方法，其中催化剂为非均相催化剂。
17.根据权利要求16的方法，其中非均相催化剂为具有通式MxOy的化合物，其中x=1或2并且y=2或5，并且其中M为选自周期表IVB、VB和VIB族元素的元素。
18.根据权利要求16的方法，其中非均相催化剂为Co(萨罗酚)或Co(萨罗酚)的配合物。
19.根据权利要求15的方法，其中催化剂为均相催化剂。
20.根据权利要求19的方法，其中均相催化剂为过渡金属配合物。
21.根据权利要求13的方法，其中在对将含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下的接触发生在氧化性反应设备中。
22.根据权利要求21的方法，其中在催化剂的存在下发生氧化性反应设备中的反应。
23.根据权利要求15的方法，其中催化剂包括一种或多种过渡金属氧化物。
24.根据权利要求1或3的方法，其中在对产生有机过氧化物有效的条件下的接触和在对将含杂原子烃氧化性转化成含杂原子烃的氧化产物有效的条件下的接触发生在共同的容器中。
25.根据权利要求24的方法，其中在双功能催化剂的存在下发生共同的容器中的反应。
26.根据权利要求1或3的方法，其进一步包括从烃产物物流中除去含硫和含氮烃化合物的氧化产物。
27.根据权利要求26的方法，其中通过精加工、萃取、吸附或倾析的一者或多者除去氧化产物。
28.用于将烃原料中的含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物的设备，其包含：
对从烃进料中萃取芳族化合物来说可操作的芳族分离设备，芳族分离区域包含用于接收烃原料的进口、富芳族出口和贫芳族出口；
有机过氧化物产生设备，其与富芳族出口和气态氧化剂来源流体连通并且具有用于排出包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物的出口，在对通过富芳族馏分中的烃和气态氧化剂的反应促进有机过氧化物的产生有效的条件下操作有机过氧化物产生设备；和
氧化性反应设备，其与有机过氧化物产生设备出口和贫芳族出口流体连通并且具有用于排出包含含杂原子烃的氧化产物的混合物的出口，在对通过含杂原子烃和产生的有机过氧化物的反应促进含杂原子烃的氧化有效的条件下操作氧化性反应设备。
29.用于将烃原料中的含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物的设备，其包含：
对将烃原料分离成第一部分和第二部分来说可操作的分离设备，并且该分离设备包含用于接收烃原料的进口、第一部分出口和第二部分出口；
对从第二部分中萃取芳族化合物来说可操作的芳族分离设备，芳族分离区域包含与第一部分出口、富芳族出口和贫芳族出口流体连通的进口；
有机过氧化物产生设备，其与富芳族出口和气态氧化剂来源流体连通并且具有用于排出包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物的出口，在对通过富芳族馏分中的烃和气态氧化剂的反应促进有机过氧化物的产生有效的条件下操作有机过氧化物产生设备；和
氧化性反应设备，其与有机过氧化物产生设备出口、贫芳族出口和第二部分出口流体连通并且具有用于排出包含含杂原子烃的氧化产物的混合物的出口，在对通过含杂原子烃和产生的有机过氧化物的反应促进含杂原子烃的氧化有效的条件下操作氧化性反应设备。
30.用于将烃原料中的含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物的设备，其包含：
对从烃进料中萃取芳族化合物来说可操作的芳族分离设备，芳族分离区域包含用于接收烃原料的进口、富芳族出口和贫芳族出口；
有机过氧化物产生设备，其与富芳族出口和气态氧化剂来源流体连通并且具有用于排出包含有机过氧化物和含杂原子烃的混合物的出口，在对通过富芳族馏分中的烃和气态氧化剂的反应促进有机过氧化物的产生有效的条件下操作有机过氧化物产生设备；
加氢处理设备，其与贫芳族出口流体连通并且具有处理产物的出口；和
氧化性反应设备，其与有机过氧化物产生设备出口流体连通并且具有用于排出包含含杂原子烃的氧化产物的混合物的出口，在对通过含杂原子烃和产生的有机过氧化物的反应促进含杂原子烃的氧化有效的条件下操作氧化性反应设备。
31.用于将烃原料中的含硫和含氮烃化合物转化成其各自的氧化产物的设备，其包含：
对从烃进料中萃取芳族化合物来说可操作的芳族分离设备，芳族分离区域包含用于接收烃原料的进口、富芳族出口和贫芳族出口；
容器，其与富芳族出口和气态氧化剂来源流体连通并且具有用于排出包含含杂原子烃的氧化产物的混合物的出口，在对通过富芳族馏分中的烃和气态氧化剂的反应促进有机过氧化物的产生有效，并且对通过含杂原子烃和产生的有机过氧化物的反应促进含杂原子烃的氧化有效的条件下操作该容器；和
加氢处理设备，其与贫芳族出口流体连通并且具有处理产物的出口。
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