CN103781883B - 选择性二阶段加氢处理系统和方法 - Google Patents

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Abstract

整合芳烃萃取和加氢裂化工艺以便优化加氢裂化单元设计和/或性能。通过分开处理富芳烃和贫芳烃馏分，加氢裂化操作苛刻度和/或催化剂反应器体积要求减少。

Description

选择性二阶段加氢处理系统和方法
相关申请
本申请要求2011年7月29日提交的美国临时专利申请号61/513,230的权益，所述临时专利申请的公开内容特此以引用的方式整体并入。
发明背景
发明领域
本发明涉及具体用于有效还原烃混合物中的使催化剂结垢的芳香族氮组分的加氢处理系统和方法。
相关技术描述
加氢裂化操作被商业上用于大量的石油精炼厂中。它们用来在常规加氢裂化单元中处理沸点在370℃至520℃范围内和在残渣加氢裂化单元中处理沸点在520℃及以上的各种进料。通常，加氢裂化工艺使进料的分子分裂成更小的(即，更轻的)具有更高平均挥发性和经济价值的分子。另外，加氢裂化通常通过增加氢与碳比率和通过去除有机硫和有机氮化合物而改进烃原料的品质。源自加氢裂化操作的显著经济益处引起工艺改进和多种活性催化剂的实质性发展。
温和的加氢裂化或单一阶段加氢裂化操作(通常为已知加氢裂化格局中最简单的)在比通常加氢处理更苛刻和比通常全压加氢裂化苛刻性小的操作条件下发生。取决于原料和产品规格，可以使用单一催化剂或多催化剂系统。多催化剂系统可以被部署为堆积床格局或处于多个反应器中。与全压加氢裂化操作相比，温和的加氢裂化操作通常为更成本有效的，但是通常造成更低的产率和中间馏出物产品的品质下降。
在串流式格局中，来自第一反应区的全部的加氢裂化产品流(包括轻气体(例如，C1-C4、H2S、NH3))和所有的残留烃被送至第二反应区。在二阶段格局中，通过在第一反应区中使原料从加氢处理催化剂床上穿过来精炼所述原料。流出物被传至分馏区塔以便分离轻气体，沸点在36℃至370℃温度范围内的石脑油和柴油产品。然后使沸点在370℃以上的烃传至第二反应区用于额外的裂化。
常规地，实施用于产生中间馏出物和其它有价值的馏分的大多数加氢裂化工艺保留例如沸点在约180℃至370℃范围内的芳烃。沸点高于中间馏出物范围的芳烃也被包括并且在更重的馏分中产生。
在所有以上描述的加氢裂化工艺格局中，裂化产品连同馏分裂化和未转化的烃一起被传至蒸馏塔用于分馏成包括沸点分别在36℃至180℃、180℃至240℃以及240℃至370℃标称范围内的石脑油、喷气燃料/煤油以及柴油的产品和沸点在370℃以上的标称范围内的未转化的产品。通常喷气燃料/煤油馏分(即，发烟点>25mm)和柴油馏分(即，十六烷值>52)具有高品质并且远高于全世界运输燃料规格。虽然加氢裂化单元产品具有相对低的芳香性，但是对于这些产品而言，残留的芳烃降低了关键的指示性质(发烟点和十六烷值)。
在工业中，继续存在对重质烃原料操作的改进以便以经济和有效的方式产生清洁运输燃料的需要。
发明概述
根据一个或多个实施方案，本发明涉及加氢裂化重质烃原料以便产生清洁运输燃料的系统和方法。整合的加氢裂化工艺包括与贫芳烃馏分分开而加氢处理初始进料的富芳烃馏分。
在本文提供的二阶段加氢裂化器格局中，整合了芳烃分离单元，其中：
原料被分离成富芳烃馏分和贫芳烃馏分；
富芳烃馏分被传至第一阶段加氢处理反应区，所述第一阶段加氢处理反应区在有效于加氢处理和/或加氢裂化被包含在富芳烃馏分中的至少一部分芳香族化合物和产生第一阶段加氢处理反应区流出物的条件下操作；
分离第一阶段加氢处理反应区流出物以便产生产品流和塔底物流，并且使至少一部分塔底物流与贫芳烃馏分混合；并且
使混合物传至第二阶段加氢处理反应区以便产生被分离的第二阶段加氢处理反应区流出物。
不像通常已知的方法，本方法相对于加氢裂化的条件使加氢裂化进料分离成含有不同类别的具有不同反应性的化合物的馏分。常规地，大多数方法使全部原料受到相同的加氢处理反应区、必须适应要求增加的转化苛刻性的进料成分所必需的操作条件的影响，或可选地牺牲总产率以便达到希望的工艺经济学。
因为芳烃萃取操作通常不能提供明显的芳烃与非芳烃之间的界限，所以贫芳烃馏分包含初始进料的非芳烃成分的主要部分和初始进料的芳烃成分的次要部分，并且富芳烃馏分包含初始进料的芳烃成分的主要部分和初始进料的非芳烃成分的次要部分。富芳烃馏分中的非芳烃的量和贫芳烃馏分中的芳烃的量取决于如对于本领域普通技术人员而言将清楚的各种因素，包括萃取的类型、萃取器中的理论塔板数(是否适合于萃取的类型)、溶剂的类型以及溶剂比率。
被萃取到富芳烃馏分中的进料馏分包括：包含杂原子的芳香族化合物和不含杂原子的那些芳香族化合物。被萃取到富芳烃馏分中的包含杂原子的芳香族化合物通常包括：芳香族氮化合物如吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它们的衍生物；和芳香族硫化合物如噻吩、苯并噻吩和它们的衍生物以及二苯并噻吩和它们的衍生物。这些含氮和含硫的芳香族化合物一般通过它们在萃取溶剂中的溶解度而在一个或多个芳烃分离步骤中被靶标。在某些实施方案中，通过使用额外的阶段和/或选择性的吸附剂来增强含氮和含硫芳香族化合物的选择性。在初始进料中(即，在加氢处理之前)可能已存在的各种非芳香族含硫化合物包括硫醇、硫化物以及二硫化物。取决于芳烃萃取操作类型和/或条件，优选地非常微小馏分的非芳香族含氮和含硫化合物可以传至富芳烃馏分。
如本文所使用，术语“非芳香族化合物的主要部分”意指进入萃取区的进料的非芳烃含量至少大于50重量％(W％)，在某些实施方案中，至少大于约85W％，并且在另外的实施方案中大于至少约95W％。还如本文所使用，术语“非芳香族化合物的次要部分”意指进入萃取区的进料的非芳烃含量不大于50W％，在某些实施方案中，不大于约15W％，并且在另外的实施方案中不大于约5W％。
还如本文所使用，术语“芳香族化合物的主要部分”意指进入萃取区的进料的芳烃含量至少大于50W％，在某些实施方案中，至少大于约85W％，并且在另外的实施方案中大于至少约95W％。还如本文所使用，术语“芳香族化合物的次要部分”意指进入萃取区的进料的芳烃含量不大于50W％，在某些实施方案中，不大于约15W％，并且在另外的实施方案中不大于约5W％。
以下详细讨论了又其它的方面、实施方案以及这些示例性方面和实施方案的优点。此外，应该理解，上述信息和以下详述都仅是各种方面和实施方案的说明性实例，并且旨在提供用于理解被要求权利的方面和实施方案的性质和特征的概观或框架。所附附图被包括以便为各种方面和实施方案提供说明和进一步的理解，并且并入和构成本说明书的一部分。附图与说明书的其余部分一起用来解释所描述和要求权利的方面和实施方案的原理和操作。
附图简述
当结合附图阅读时，将更好地理解上述概述以及以下详述。然而，应该理解本发明不限于所示出的明确安排和装置。在附图中，相同或相似的参考标记被用来鉴别相同或相似的元件，其中：
图1是以二阶段格局操作的加氢处理系统的工艺流程图；
图2是芳烃分离装置的示意图；并且
图3至图8示出适合用作芳烃萃取区的装置的各种实例。
发明详述
提供了用于有效加氢处理重质烃原料以便产生清洁运输燃料的整合系统。总体上，本文描述的用于产生裂化烃的方法和装置适用于二阶段加氢裂化格局。
在二阶段加氢裂化器格局中整合了芳烃分离单元，如下：
原料被分离成富芳烃馏分和贫芳烃馏分；
富芳烃馏分被传至第一阶段加氢处理反应区，所述第一阶段加氢处理反应区在有效于加氢处理和/或加氢裂化被包含在富芳烃馏分中的至少一部分芳香族化合物和产生第一阶段加氢处理反应区流出物的条件下操作；
在分馏区中分馏第一阶段加氢处理反应区流出物以便产生可以被分开回收的一个或多个产品流和一个或多个塔底物流，并且至少一部分的分馏区塔底物流与贫芳烃馏分混合；并且
混合物被传至第二阶段加氢处理反应区以便产生被输送至分馏区的第二阶段加氢处理反应区流出物。
图1是在二阶段加氢裂化单元装置的格局中的整合的加氢裂化装置100的工艺流程图。装置100包括芳烃萃取区140、含有第一阶段加氢处理催化剂的第一阶段加氢处理反应区150、含有第二阶段加氢处理催化剂的第二阶段加氢处理反应区180以及分馏区170。
芳烃萃取区140通常包括进料入口102、富芳烃流出口104以及贫芳烃流出口106。在某些实施方案中，进料入口102经由任选的再循环管道120与分馏区170处于流体连通以便接收所有或一部分的塔底物174。结合图2至图8描述了被包含在芳烃萃取区140内的各种实施方案和单元操作。
第一阶段加氢处理反应区150通常包括与富芳烃流出口104处于流体连通的入口151和经由管道152的氢气源。第一阶段加氢处理反应区150还包括第一阶段加氢处理反应区流出物出口154。在某些实施方案中，入口151经由任选的再循环管道156与分馏区170处于流体连通以便接收所有或一部分的塔底物174。
在苛刻的条件下操作第一阶段加氢处理反应区150。如本文所使用，“苛刻的条件”是相对的并且操作条件的范围取决于正被操作的原料。在本文描述的方法的某些实施方案中，这些条件包括约300℃至500℃范围内的反应温度，在某些实施方案中约380℃至450℃；约100巴至200巴范围内的反应压力，在某些实施方案中约130巴至180巴；低于约2,500标准升/升烃进料(SLt/Lt)的氢气进料速率，在某些实施方案中约500SLt/Lt至2,500SLt/Lt，并且在另外的实施方案中1,000SLt/Lt至1,500SLt/Lt；以及约0.25h-1至3.0h-1范围内的进料速率，在某些实施方案中约0.5h-1至1.0h-1。
在第一阶段加氢处理反应区中使用的催化剂具有选自元素周期表第VI、VII或VIIIB族的一种或多种活性金属组分。在某些实施方案中，活性金属组分是通常被沉积或以另外的方式合并在载体(例如，氧化铝、硅铝、二氧化硅或沸石)上的钴、镍、钨以及钼中的一种或多种。
分馏区170包括与第一阶段加氢处理反应区流出物出口154和第二阶段加氢处理反应区流出物出口184处于流体连通的入口171、产品流出口172以及塔底物流出口174。注意到虽然示出一个产品出口，但是也可以从分馏区170中回收多种产品馏分。
第二阶段加氢处理反应区180包括与贫芳烃流出口106、分馏区塔底物流出口174处于流体连通的入口181和经由管道182的氢气源。第二阶段加氢处理反应区180还包括与分馏区170的入口171处于流体连通的第二阶段加氢处理反应区流出物出口184。
通常，在温和的条件下操作第二阶段加氢处理反应区180。如本文所使用，“温和的条件”是相对的并且操作条件的范围取决于正被操作的原料。在本文描述的方法的某些实施方案中，这些条件包括约300℃至500℃范围内的反应温度，在某些实施方案中约330℃至420℃；约30巴至130巴范围内的反应压力，在某些实施方案中约60巴至100巴；低于2,500SLt/Lt的氢气进料速率，在某些实施方案中约500SLt/Lt至2,500SLt/Lt并且在另外的实施方案中约1,000SLt/Lt至1,500SLt/Lt；以及约1.0h-1至5.0h-1范围内的进料速率，在某些实施方案中约2.0h-1至3.0h-1。
在第二阶段加氢处理反应区中使用的催化剂具有选自元素周期表第VI、VII或VIIIB族的一种或多种活性金属组分。在某些实施方案中，活性金属组分是通常被沉积或以另外的方式合并在载体(例如，氧化铝、硅铝、二氧化硅或沸石)上的钴、镍、钨以及钼中的一种或多种。
经由芳烃萃取区140的入口102引入原料以用于萃取富芳烃馏分和贫芳烃馏分。任选地，原料可以经由再循环管道120与来自分馏区170的所有或一部分塔底物174合并。
富芳烃馏分通常包括处于初始原料中的芳香族含氮和含硫化合物的主要部分和处于初始原料中的非芳香族化合物的次要部分。被萃取到富芳烃馏分中的芳香族含氮化合物包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它们的衍生物。被萃取到富芳烃馏分中的芳香族含硫化合物包括噻吩、苯并噻吩和它的长链烷基化的衍生物以及二苯并噻吩和它的烷基衍生物，如4,6-二甲基-二苯并噻吩。贫芳烃馏分通常包括处于初始原料中的非芳香族化合物的主要部分和处于初始原料中的芳香族含氮和含硫化合物的次要部分。贫芳烃馏分几乎不含耐熔的含氮化合物，并且富芳烃馏分包含含氮芳香族化合物。
在相对苛刻的条件下操作第一阶段加氢处理反应区150。在某些实施方案中，第一阶段150的这些相对苛刻的条件是比常规已知的苛刻加氢处理条件更苛刻的，由于芳香族含氮和含硫化合物的浓度相比更高。然而，这些更苛刻的条件的资金和操作成本通过与常规已知的苛刻加氢处理单元操作中将处理的全范围进料相比将在第一阶段150中被处理的富芳烃进料的体积减小来弥补。
经由出口104排出的富芳烃馏分被传至第一阶段加氢处理反应区150的入口151并且与经由管道152的氢气混合。任选地，富芳烃馏分经由再循环管道156与来自分馏区170的所有或一部分塔底物174合并。加氢处理和/或加氢裂化包括芳香族化合物的被包含在富芳烃馏分中的化合物。
将第一阶段加氢处理反应区流出物送至一个或多个中间分离器容器(未示出)，以便去除包括过量H2、H2S、NH3、甲烷、乙烷、丙烷以及丁烷的气体。液体流出物被传至分馏区170的入口171以用于经由出口172回收液体产品，包括例如沸点在约36℃至180℃标称范围内的石脑油和沸点在约180℃至370℃标称范围内的柴油。经由出口174排出的塔底物流包括未转化的烃和/或馏分裂化的烃，例如具有在约370℃以上的沸点温度。应该理解，馏分之间的产品分馏点仅是代表性的，并且在实践中基于针对具体原料的设计特征和考虑选择分馏点。例如，在本文描述的实施方案中，分馏点的值可以变化高达约30℃。另外，应该理解虽然示出和描述了带有一个分馏区170的整合系统，但是在某些实施方案中，分开的分馏区可以是有效的。
经由管道175可以清除所有或一部分的塔底物，例如用于在其它单元操作或精炼厂中处理。在为了使产率和转化率最大化的某些实施方案中，一部分的塔底物174在工艺内再循环至芳烃萃取区140和/或第一阶段加氢处理反应区150(分别由虚线120和156表示)。
将经由管道174排出的所有或一部分分馏区塔底物流、经由出口106排出的贫芳烃馏分以及经由管道182的氢气的混合物传至第二阶段加氢处理反应区180的入口181。经由出口184排出第二阶段加氢处理反应区流出物并且在分馏区170中处理。加氢处理和/或加氢裂化包括石蜡和环烷的被包含在第一阶段加氢处理反应区塔底物和贫芳烃馏分的混合物中的化合物。在相对温和的条件下操作第二阶段加氢处理反应区180，所述相对温和的条件可以是比常规温和的加氢处理条件更温和的，这是由于芳香族含氮和含硫化合物的浓度相比更低从而减少了资金和操作成本。
另外，贫芳烃馏分和富芳烃馏分两者之一或两者还可以包括从芳烃萃取区140中残留的萃取溶剂。在某些实施方案中，可以回收和再循环萃取溶剂，例如关于图2所描述。
另外，在某些实施方案中，不具有杂原子的芳香族化合物(例如，苯、甲苯以及它们的衍生物)被传至富芳烃馏分，并且在相对更苛刻的第一阶段加氢裂化区中氢化和加氢裂化以便产生轻馏出物。源自不具有杂原子的芳香族化合物的满足产品规格的这些轻馏出物的产率大于常规加氢裂化操作中的产率，由于集中和靶标的加氢裂化区。
在以上描述的实施方案中，原料通常包括常规适合用于加氢裂化操作的任何液体烃进料，如本领域普通技术人员所已知。例如，通常的加氢裂化原料为沸点在约300℃至900℃标称范围内并且在某些实施方案中在约370℃至520℃范围内的真空瓦斯油(VGO)。脱金属油(DMO)或脱沥青油(DAO)可以与VGO共混或用作VGO。烃原料可以源自天然存在的化石燃料，如原油、页岩油或煤液；或来自中间精炼产品或它们的蒸馏馏分，如石脑油、瓦斯油、焦化液体、流化催化裂化的循环油、残余物或任何前面提到的来源的组合。通常，VGO原料中的芳烃含量处于约15体积％至60体积％(V％)范围内。再循环流例如基于约10W％与80W％之间的每个区中的转化率，可以包括0W％至约80W％的流174，在某些实施方案中约10W％至70W％的流174并且在另外的实施方案中约20W％至60W％的流174。
芳烃分离装置通常基于选择性的芳烃萃取。例如，芳烃分离装置可以是能够将进料分配为总体上贫芳烃流和总体上富芳烃流的适合的溶剂萃取芳烃分离装置。可以采用在各种精炼厂和其它石油相关的操作的其它阶段中使用的包括各种已建立的芳烃萃取工艺和单元操作的系统作为本文描述的芳烃分离装置。在某些现有工艺中，希望从最终产品(例如，润滑油)和某些燃料(例如，柴油燃料)中去除芳烃。在其它工艺中，萃取芳烃以便产生富芳烃产品，例如用于各种化学工艺中并且作为用于汽油的辛烷值提升剂。
如在图2中所示，芳烃分离装置240可以包括适合的单元操作以便进行芳烃的溶剂萃取，并且回收溶剂再用于工艺中。进料202被输送至芳烃萃取容器208，其中作为萃余液流210的第一贫芳烃馏分与作为萃取物流212的总体上为富芳烃的第二馏分分离。将溶剂进料215引入到芳烃萃取容器208中。
一部分的萃取溶剂还可以存在于流210中，例如处于约0W％至约15W％(基于流210的总量)的范围内，在某些实施方案中小于约8W％。在其中存在于流210中的溶剂超过希望的或预先确定的量的操作中，可以例如使用闪蒸或汽提单元213或其它适合的装置使溶剂从烃产品中去除。来自闪蒸单元213的溶剂214可以例如经由平衡筒216再循环至芳烃萃取容器208。可以经由流222引入初始溶剂进料或补充溶剂。从闪蒸单元213排出贫芳烃流206。
另外，一部分的萃取溶剂还可以存在于流212中，例如处于约70W％至约98W％(基于流215的总量)的范围内，在某些实施方案中小于约85W％。在其中存在于流212中的溶剂超过希望的或预先确定的量的实施方案中，可以例如使用闪蒸或汽提单元218或其它适合的装置使溶剂从烃产品中去除。来自闪蒸单元218的溶剂221可以例如经由平衡筒216被再循环至芳烃萃取容器208。从闪蒸单元218排出富芳烃流204。
溶剂的选择、操作条件以及接触溶剂和进料的机构容许控制芳烃萃取的水平。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、二甲亚砜、苯酚、硝基苯、环丁砜、乙腈、糠醛或甘醇，并且可以约20:1的溶剂与油的比率来提供，在某些实施方案中约4:1，并且在另外的实施方案中约1:1。适合的甘醇包括二甘醇、乙二醇、三甘醇、四甘醇以及二丙二醇。萃取溶剂可以是纯的甘醇或用约2W％至10W％水稀释的甘醇。适合的环丁砜包括烃取代的环丁砜(例如，3-甲基环丁砜)、羟基环丁砜(例如，3-环丁砜醇和3-甲基-4-环丁砜醇)、环丁砜基醚(即，甲基-3-环丁砜基醚)以及环丁砜基酯(例如，乙酸3-环丁砜酯)。
芳烃分离装置可以在约20℃至120℃范围内的温度下操作，并且在某些实施方案中在约40℃至80℃范围内。芳烃分离装置的操作压力可以处于约1巴至10巴的范围内，并且在某些实施方案中在约1巴至3巴的范围内。在本文描述的系统和方法的某些实施方案中用作芳烃分离装置的装置的类型包括阶段型萃取器或差分萃取器。
阶段型萃取器的一个实例为图3中示意性图示的混合器-沉降器装置340。混合器-沉降器装置340包括立式罐381，所述立式罐381并入了涡轮或螺旋桨式搅拌器382和一个或多个挡板384。装料入口386、388位于罐381的顶部并且出口391位于罐381的底部。经由入口386将待萃取的原料装到容器381中，并且经由入口388添加适合量的溶剂。使搅拌器382活动持续足以引起溶剂与装入原料密切混合的一段时间，并且在混合循环结束时停止搅拌，并且通过控制阀门392，使至少一部分的内容物排出并且传至沉降器394。在沉降器394中分离相，并且分别经由出口396和398取出含有贫芳烃的烃混合物的萃余液相和含有富芳烃混合物的萃取物相。通常，可以分批模式使用混合器-沉降器装置，或可以连续模式将多个混合器-沉降器装置分阶段来操作。
另一种阶段型萃取器为离心接触器。离心接触器为特征在于相对低停留时间的高速旋转的机器。离心设备中的阶段的数目通常为一个，然而也可以使用具有多个阶段的离心接触器。离心接触器利用机械设备来搅拌混合物以便增加界面面积和减小传质阻力。
也适合用作芳烃萃取装置的各种类型的差分萃取器(又称为“连续接触萃取器”)包括但不限于离心接触器和接触塔，如板式塔、喷雾塔、填充塔、转盘接触器以及脉冲塔。
接触塔适合用于各种液-液萃取操作。填料、塔板、喷雾或其它液滴形成机构或其它装置被用来增加其中两个液相(即，溶剂相和烃相)接触的表面积，所述填料、塔板、喷雾或其它液滴形成机构或其它装置还增加流动路径的有效长度。在塔接触器中，具有更低粘度的相通常被选为连续相，在芳烃萃取装置的情况下，所述连续相为溶剂相。在某些实施方案中，可以分散具有更高流速的相以便产生更多界面面积和湍流。这通过选择具有希望的润湿特征的构建的适当材料来完成。通常，水相润湿金属表面并且有机相润湿非金属表面。在选择萃取器的类型和/或特定格局、材料或构建以及填充材料类型和特征(即，平均粒径、形状、密度、表面积等)中，也可以考虑沿着萃取器的长度的流量和物理性质的变化。
在图4中示意性图示了板式塔440。在塔440的底部处的轻质液体入口488接收液体烃，并且在塔440的顶部处的重质液体入口491接收液体溶剂。塔440包括多个塔板481和相关的降液管482。顶层挡板484物理分离了从液体烃中进来的溶剂，所述溶剂在塔440中已受到萃取之前阶段的影响。板式塔440为多阶段逆流接触器。连续溶剂相的轴向混合发生在塔板481之间的区域486处，并且分散发生在每个塔板481处，从而引起溶质有效传质到溶剂相中。塔板481可以是具有直径为约1.5mm至4.5mm范围内的孔眼的筛板，并且可以间隔开约150mm至600mm。
轻质烃液体穿过每个塔板481中的孔眼并且以细小液滴的形式出现。细小的烃液滴通过连续溶剂相而上升并且聚结成界面层496，并且再次通过上面的塔板481分散。溶剂横穿每个板并且经由降液管482从上面的塔板481向下流动至下面的塔板481。主界面498维持在塔440的顶部处。从塔440的顶部处的出口492中去除贫芳烃的烃液体，并且通过塔440的底部处的出口494排出富芳烃溶剂液体。板式塔为有效的溶剂传输装置，并且具有希望的液体处理容量和萃取效率，具体用于低界面张力的系统。
适合用于从烃进料萃取芳烃的另外类型的单元操作为填充床塔。图5是填充床塔540的示意性图示，所述填充床塔540具有烃入口591和溶剂入口592。在支撑板586上提供填料区域588。填料区域588包含适合的填充材料，包括但不限于鲍尔环、拉西环、Kascade环、矩鞍形填料、贝尔鞍形填料、超级矩鞍形填料、超级贝尔鞍形填料、破沫网垫、捕沫器、telerrette、碳石墨随机填料、其它类型的鞍形填料等，包括一种或多种填充材料的组合。选择填充材料以使得它被连续溶剂相完全润湿。经由填料区域588的顶部以上水平处的入口592引入的溶剂向下流动并且润湿填充材料，并且装填填料区域588中的大馏分空隙。剩余的空隙被烃液体的液滴装填，所述烃液体的液滴通过连续溶剂相而上升并且凝结以便形成处于填充床塔540的顶部处的液-液界面598。从塔540的顶部处的出口594中去除贫芳烃的烃液体，并且通过塔540的底部处的出口596排出富芳烃溶剂液体。填充材料为相接触提供大的界面面积，从而引起液滴聚结和再形成。填充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再流通。
适合用于本文的系统和方法中的芳烃萃取的另外类型的装置包括转盘接触器。图6是称为从KochModularProcessSystems,LLCofParamus,NewJersey,USA商业获得的塔的转盘接触器640的示意性图示。本领域普通技术人员将领会到可以实施其它类型的转盘接触器作为被包括在本文的系统和方法中的芳烃萃取单元，包括但不限于欧德舒-鲁施顿(Oldshue-Rushton)塔和屈尼萃取器。转盘接触器为机械搅拌的逆流萃取器。通过转盘机构提供搅拌，所述转盘机构通常在比针对图3所描述的涡轮型叶片高很多的速度下运行。
转盘接触器640包括朝向塔底部的烃入口691和接近塔顶部的溶剂入口692，并且被分成许多由一系列内定子环682和外定子环684形成的隔间。每个隔间包含位于中心的、被连接至旋转轴688的水平转子盘686，所述水平转子盘686在塔的内部产生高度湍流。转子盘686的直径略小于内定子环682中的开口。通常，盘直径为塔直径的33％至66％。盘使液体分散并且迫使它向外朝向容器壁698，其中外定子环684产生两相可以在其中分离的静区。从塔640的顶部处的出口694中去除贫芳烃的烃液体，并且通过塔640的底部处的出口696排出富芳烃溶剂液体。转盘接触器有利地提供相对高的效率和容量并且具有相对低的操作成本。
适合用于本文的系统和方法中的芳烃萃取的另外类型的装置为脉冲塔。图7是脉冲塔系统740的示意性图示，所述脉冲塔系统740包括具有多个填料板或筛板788的塔、轻质相(即，溶剂)、入口791、重质相(即，烃进料)入口792、轻质相出口794以及重质相出口796。
通常，脉冲塔系统740为缺乏降液管的具有大量筛板788的立式塔。筛板788中的孔眼通常小于非脉冲塔的那些孔眼，例如直径为约1.5mm至3.0mm。
产生脉冲的设备798(如往复泵)使塔的内容物在频繁的时间间隔下脉冲。将具有相对小幅度的快速往复运动叠加在液相的平常流动上。可以使用由涂覆的钢(例如，涂覆有聚四氟乙烯)形成的波纹管或隔膜或任何其它往复的脉冲机构。针对每分钟100至260个循环的频率，通常建议5mm至25mm的脉冲幅度。脉冲引起在向上冲程中轻质液体(溶剂)分散到重质相(油)中，并且在向下冲程中重质液相喷射到轻质相中。塔不具有移动部分，具有低轴向混合和高萃取效率。
与非脉冲性塔相比，脉冲塔通常要求小于三分之一的理论阶段数。在图8中示出的卡尔塔中使用特定类型的往复机构。
当与用于加氢裂化选择的馏分的常规方法相比时，通过本文描述的选择性加氢裂化装置和方法来提供相异的优点。萃取被包含在重质烃中的跨越沸点全范围的芳烃，并且在优化用于加氢处理和/或加氢裂化芳烃(包括易于使加氢处理催化剂失活的芳香族氮化合物)的条件下操作的加氢处理反应区中分开处理。
根据本方法和装置，总的中间馏出物产率改进，因为初始原料被分离成富芳烃和贫芳烃馏分并且在优化用于每个馏分的条件下操作的不同加氢处理反应区中加氢处理和/或加氢裂化。
实施例
在萃取器中萃取源自阿拉伯轻质原油的真空瓦斯油(VGO)的样品。糠醛被用作萃取溶剂。在60℃、大气压下，并且在1.1:1.0的溶剂与柴油的比率下操作萃取器。获得两个馏分：富芳烃馏分和贫芳烃馏分。贫芳烃馏分产率为52.7W％，并且包含0.43W％的硫和5W％的芳烃。富芳烃馏分产率为47.3W％，并且包含95W％的芳烃和2.3W％的硫。VGO、富芳烃馏分以及贫芳烃馏分的性质在表1中给出。
表1-VGO及其馏分的性质
性质 VGO VGO-富芳烃 VGO-贫芳烃
15℃下的密度 Kg/L 0.922 1.020 0.835
碳 W％ 85.27
氢 W％ 12.05
硫 W％ 2.7 2.30 0.43
氮 ppmw 615 584 31
MCR W％ 0.13
芳烃 W％ 47.3 44.9 2.4
N+P W％ 52.7 2.6 50.1
在150Kg/cm2氢气分压、400℃、1.0h-1的液时空速度以及1,000SLt/Lt的氢气进料速率下，在含有硅铝上的Ni-Mo作为加氢处理催化剂的固定床加氢处理单元中加氢处理富芳烃馏分。氧化铝催化剂上的Ni-Mo用来使富芳烃馏分脱硫和脱氮，所述富芳烃馏分包括相当量的最初被包含在原料中的氮内容物。
在70Kg/cm2氢气分压、370℃、1.0h-1的液时空速度以及1,000SLt/Lt的氢气进料速率下，在含有硅铝上的Ni-Mo作为加氢处理催化剂的固定床加氢处理单元中加氢处理贫芳烃馏分。氧化铝催化剂上的Ni-Mo用来使贫芳烃馏分脱硫和脱氮。
合并来自第一阶段反应器的总反应器流出物，并且送至第二阶段反应器用于进一步裂化未转化的塔底物。第二阶段反应器包含沸石加氢裂化的碱催化剂，所述碱催化剂在120Kg/cm2氢气分压、393℃以及1.0h-1的液时空速度以及1,000SLt/Lt的氢气进料速率下被设计用于含氮化合物(USYTi-Zr插入的沸石催化剂上的Ni-Mo)。
第二反应器中的单程通过转化率为56W％，并且30W％(原料的)的塔底物再循环回分馏器。由第一阶段和整合工艺产生的产品产率在表2中给出：
表2-产品产率
第一阶段 总共
性质 VGO-富芳烃 总共
流# 154 174
氢 2.39 4.01
H2S 2.42 2.84
NH3 0.07 0.07
C1-C4 2.78 2.53
石脑油 19.08 41.00
中间馏出物 38.04 57.20
未转化的塔底物 40.00 0.37
总计 102.39 104.01
在以上和所附附图中已描述了本文的方法和系统；然而，修改对本领域普通技术人员而言将是清楚的，并且本发明的保护范围不被以下权利要求书所限定。

Claims (15)

1.一种用于从烃进料产生裂化烃的整合的加氢裂化方法，所述方法包括：
a.通过溶剂萃取使所述烃进料分离成贫芳烃馏分和富芳烃馏分；
b.在第一阶段加氢处理反应区中加氢处理所述富芳烃馏分以便产生第一阶段加氢处理反应区流出物；
c.分馏所述第一阶段加氢处理反应区流出物以便产生一个或多个分馏区产品流和一个或多个分馏区塔底物流；
d.在第二阶段加氢处理反应区中加氢处理至少一部分的分馏区塔底物流和贫芳烃馏分的混合物，以便产生第二阶段加氢处理反应区流出物；以及
e.将所述第二阶段加氢处理反应区流出物输送至步骤(c)中的分馏。
2.如权利要求1所述的方法，其中在有效于从被包含在所述富芳烃馏分中的至少一部分芳香族化合物中去除杂原子和加氢裂化所述至少一部分芳香族化合物的苛刻的条件下，操作所述第一阶段加氢处理反应区，所述苛刻的条件包括300℃至500℃范围内的反应温度和100巴至200巴范围内的反应压力。
3.如权利要求1所述的方法，其中在有效于从被包含在分馏区塔底物流和贫芳烃馏分的所述混合物中的至少一部分石蜡和环烷化合物中去除杂原子和加氢裂化所述至少一部分石蜡和环烷化合物的温和的条件下，操作所述第二阶段加氢处理反应区，所述温和的条件包括300℃至500℃范围内的反应温度和30巴至130巴范围内的反应压力。
4.如权利要求1所述的方法，其中所述富芳烃馏分包括芳香族氮化合物，其包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它们的衍生物。
5.如权利要求1所述的方法，其中所述富芳烃馏分包括芳香族硫化合物，其包括噻吩、苯并噻吩和它们的衍生物以及二苯并噻吩和它们的衍生物。
6.如权利要求1所述的方法，其中将包含未转化的烃和/或部分裂化的烃的来自分馏区的一个或多个塔底物流的部分或全部再循环回到芳烃分离区和/或第一加氢处理反应区和/或第二加氢处理反应区。
7.如权利要求1所述的方法，其中使所述烃进料分离成贫芳烃馏分和富芳烃馏分包括：
使所述烃进料和有效量的萃取溶剂受到萃取区的影响以便产生
含有所述烃进料的芳烃成分的主要部分和一部分所述萃取溶剂的萃取物和
含有所述烃进料的非芳烃成分的主要部分和一部分所述萃取溶剂的萃余液；
使至少相当大部分的所述萃取溶剂从所述萃余液分离并且保留所述贫芳烃馏分；以及
使至少相当大部分的所述萃取溶剂从所述萃取物分离并且保留所述富芳烃馏分。
8.如权利要求1或7所述的方法，其中使所述烃进料分离成贫芳烃馏分和富芳烃馏分在混合器-沉降器装置中进行。
9.如权利要求1或7所述的方法，其中使所述烃进料分离成贫芳烃馏分和富芳烃馏分在离心接触器中进行。
10.如权利要求1或7所述的方法，其中使所述烃进料分离成贫芳烃馏分和富芳烃馏分在接触塔中进行。
11.如权利要求10所述的方法，其中所述接触塔是板式塔。
12.如权利要求10所述的方法，其中所述接触塔是填料床塔。
13.如权利要求10所述的方法，其中所述接触塔是转盘接触器。
14.如权利要求10所述的方法，其中所述接触塔是脉冲塔。
15.一种用于处理重质烃进料以便产生清洁运输燃料的整合装置，所述整合装置包括：
芳烃分离区，其可操作以便从所述烃进料萃取芳香族化合物，所述芳烃分离区包括用于接收所述烃进料的入口、富芳烃出口以及贫芳烃出口；
第一阶段加氢处理反应区，其具有与所述富芳烃出口处于流体连通的入口和用于排出第一阶段加氢处理反应区流出物的出口；
分馏区，其具有与所述第一阶段加氢处理反应区流出物和第二阶段加氢处理反应区流出物均处于流体连通的入口、一个或多个用于排出产品的出口以及一个或多个用于排出分馏区塔底物的出口；以及
第二阶段加氢处理反应区，其具有与所述分馏区塔底物流和所述贫芳烃出口均处于流体连通的入口和用于排出第二阶段加氢处理反应区流出物的出口。
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