CN103827269B - 集成的选择性加氢裂化和流化催化裂化方法 - Google Patents

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Abstract

提供了用于转化重质原油以生产运输燃料的集成方法和系统。方法包括将烃进料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分。富芳族馏分在相对高压下加氢裂化，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流。将未转化的塔底流出物循环至芳族分离步骤。贫芳族馏分在流化催化裂化反应区域中裂化以生产裂化产物物流、轻质循环油物流和重质循环油物流。在某些实施方案中可以在流化催化裂化之前加氢处理贫芳族馏分。

Description

集成的选择性加氢裂化和流化催化裂化方法
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61/513,083的权益，其公开内容的全文以引用方式并入本文。
本发明背景技术
本发明领域
本发明涉及用于转化重质原油以生产超低硫运输燃料的集成方法和系统。
相关技术说明
天然石油或原油的组成基于多个因素明显不同，所述因素主要为地理来源，并且甚至在特定区域内组成也可以不同。以影响原油馏分的精炼厂处理的量存在的杂原子(例如硫、氮、镍、钒和其它)对实际上全部原油来说都是常见的。轻质原油或冷凝物包含低如0.01重量%(W%)的硫，相反，重质原油包含高如5-6W%的硫。相似地，原油氮含量为0.001-1.6W%。这些杂质需要在精炼过程中除去以满足就最终产品(例如，汽油、柴油、燃料油)而言的环境法规或就需要处理以用于进一步的提质(例如重整异构化)的中间精炼物流而言的环境法规。
精炼原油以生产运输燃料和石油化学原料。通常用于运输的燃料是通过处理和共混来自原油的蒸馏馏分以满足特定的最终所使用规格而生产的。在初始常压和/或减压蒸馏之后，通过各种催化和非催化方法将馏分转化成产品。催化方法一般基于存在或不存在反应氢而分类。包括氢的方法(通常宽泛地称为加氢处理)包括，例如，主要用于脱硫和脱氮的加氢处理和用于将较重质化合物转化成更适合于某些产品规格的较轻质化合物的加氢裂化。不包括添加的氢的方法包括流化催化裂化。
第二模式为使用添加的氢在小于约540℃的反应转化温度下使用包含催化剂固定床的反应区域催化转化烃原料。尽管因为通常第二模式是已知的，固定床加氢裂化方法已经得到了石油精炼者在商业上的接受，但该方法具有如后文所描述的若干缺点。为了尝试达到长运行和高运转中可靠性，固定床加氢裂化器要求高催化剂存量和相对高压的反应区域，其在150kg/cm2或更高下操作以达到催化剂稳定性。在催化剂固定床之上的反应物的两相流动(twophaseflow)通常产生在反应区域内的不良分布，所述反应区域具有催化剂的伴发无效利用和反应物不完全转化。瞬时误操作或电力故障可以导致剧烈催化剂焦化，其可以要求方法停机，用于催化剂再生或替换。
因为今天可得的大多数原油都高度含硫，蒸馏馏分需要脱硫以生产满足性能规格和/或环境标准的产品。
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格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脚步，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。
通常存在于烃燃料中的含硫化合物包括脂肪族和芳族分子。脂肪族含硫化合物包括硫化物、二硫化物和硫醇。芳族分子包括噻吩、苯并噻吩及其长链烷基化衍生物和二苯并噻吩及其烷基衍生物，例如4,6-二甲基-二苯并噻吩。某些高度支化芳族分子可以位阻硫原子的除去并且适度地更难以使用温和加氢脱硫方法脱硫(难降解)。
在含硫芳族化合物之中，噻吩和苯并噻吩相对易于使用常规加氢脱硫在相对温和的条件下除去。将烷基基团加入至环状化合物增加了加氢脱硫的难度(即，要求更高的温度、催化剂要求等)，并且通常采用其它类型的硫除去技术。
将另一种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“难降解”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。
因此经济地除去难降解含硫化合物非常难以达到，并且因此通过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，并且因此没有将难降解含硫化合物作为目标。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难降解含硫化合物。
加氢裂化方法在商业上用于大量的石油精炼厂中。它们用于在常规加氢裂化单元中处理各种在370℃-520℃的范围中沸腾的进料并且在渣油加氢裂化单元中处理在520℃和以上沸腾的进料。一般，加氢裂化方法将进料分子分开成较小(即，较轻质)的具有更高的平均挥发性和经济价值的分子。替代地，加氢裂化方法通常可以用作脱硫和脱氮步骤。
温和加氢裂化或单级单程(once-through)加氢裂化操作(通常最简单的已知加氢裂化配置)发生的条件比典型的加氢处理方法更剧烈并且比典型的全压力加氢裂化更不剧烈。该加氢裂化方法更成本高效，但是通常导致相比之下更低的产物收率和更高的杂原子(包括硫和氮)含量。单或多催化剂系统可以取决于原料和产品规格而使用。多催化剂系统可以用作堆积床配置或用于多个反应器。如相比于全压力加氢裂化操作的，温和加氢裂化操作通常更成本高效，但是通常导致更低的收率和降低的中间馏出物产品质量。
在串流加氢裂化方法中，将来自第一反应器的整个加氢处理/加氢裂化产物物流送至第二反应器，所述物流包括轻质气体(例如，C1-C4、H2S、NH3)和全部剩余的烃。在两级配置中原料通过如下精炼：使其在第一反应器中在加氢处理催化剂床之上通过，以提高杂原子除去。将流出物传送至分馏器塔以分离轻质气体、石脑油和柴油产物，例如，在36℃-370℃的温度范围中沸腾的。将较重质烃传送至第二反应器用于额外的裂化。
不添加氢的烃的催化转化为用于某些馏分的另一种类型的方法。广泛使用的该类型方法通常称为流化催化裂化(FCC)方法。将原料引入至通常在约480℃-约550℃操作的使用循环催化剂物流的转化区域，因此，称为“流化”。该模式具有在相对低压(即，50psig或更低)下进行的优点。然而，FCC方法的某些缺点包括相对低加氢温度和相对高反应温度，其倾向于加速催化剂上焦炭的形成并且要求连续再生。
在FCC方法中，在流化酸性催化剂床之上催化裂化进料。来自这样的方法的主要产物通常为汽油，尽管也可以经由FCC方法以较小的量生产其它产物，例如液化石油气和裂化粗柴油。在循环回至反应区域之前，沉积在催化剂上的焦炭在再生区域中在相对高温下并且在空气的存在下烧尽。
尽管良好地开发了个体和分离的加氢裂化和FCC方法，并且其适合于其预期的目的，依然存在对用于以经济并且有效的方式将重质原油馏分高收率转化成高质量运输燃料的方法的需求。
发明内容
依据一个或多个实施方案，本发明涉及组合加氢裂化、加氢处理和FCC方法以优化重质原料原油的转化用于生产清洁烃燃料的系统和方法。
依据一个或多个实施方案，提供了用于转化重质原油以生产运输燃料的集成方法。该方法包括：
a.将烃进料分离成包含不稳定有机硫化合物的贫芳族馏分和包含位阻难降解芳族有机硫和有机氮化合物的富芳族馏分；
b.将富芳族馏分传送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流和未转化的塔底流出物；
c.将至少部分未转化的塔底流出物循环至芳族分离步骤；和
d.将贫芳族馏分传送至流化催化裂化反应区域以生产裂化产物物流、轻质循环油物流和重质循环油物流。
依据一个或多个进一步的实施方案，提供了用于转化重质原油以生产运输燃料的集成方法。该方法包括：
a.将烃进料分离成包含不稳定有机硫和有机氮化合物的贫芳族馏分和包含位阻难降解芳族有机硫化合物的富芳族馏分；
b.将富芳族馏分传送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流和未转化的塔底流出物；
c.将至少部分未转化的塔底流出物循环至芳族分离步骤；
d.将贫芳族馏分传送至在相对低压下操作的加氢处理反应区域，用于使至少部分贫芳族馏分脱硫，并且用于生产加氢处理的物流；和
e.将加氢处理的物流传送至流化催化裂化反应区域以生产裂化产物物流、轻质循环油物流和重质循环油物流。
如本文相关于本发明的系统和方法所用的，结合有机硫和/或有机氮的术语“不稳定”意为在温和常规加氢脱硫压力和温度条件下可以相对容易脱硫的那些有机硫和/或有机氮化合物，并且结合有机硫和/或有机氮化合物的术语“难降解”意为在温和常规加氢脱硫条件下相对更难以脱硫的那些有机硫和/或有机氮化合物。
这些示例性方面和实施方案其它方面、实施方案和优点在以下详细讨论。此外，将要理解上述的信息和以下的详细说明都仅仅是各个方面和实施方案的示例性实例，并且旨在为理解要求保护的方面和实施方案的本质和特征提供综述或框架。包括了附图以提供各个方面和实施方案的展示和进一步理解，并且并入该说明书中以及构成部分该说明书。附图，与说明书剩余部分在一起，用于解释所描述并且要求保护的方面和实施方案的原理和操作。
附图说明
在结合附图阅读时将最好地理解上述的综述以及以下的详细说明。然而，应该理解本发明不限制于所示的精确的排布和设备。在附图中，相同或相似参照数用于表明相同或相似要素，其中：
图1为本文描述的集成的选择性加氢裂化和FCC设备的工艺流程图；
图2为本文描述的集成的选择性加氢裂化、加氢处理和FCC设备的工艺流程图；
图3为下流式FCC反应器设备的广义图；
图4为提升管FCC反应器设备的广义图；
图5为芳族分离区域的示意图；和
图6-11显示了适合用作芳族萃取区域的设备的多个实例。
具体实施方式
由组合选择性加氢裂化和FCC操作以有效地生产高质量烃燃料的设备和方法提供以上目标和进一步的优点。
为了简化图示和说明，没有包括通常采用的并且对某些精炼厂操作的本领域技术人员来说公知的多个阀门、温度传感器、电子控制器和类似物。此外，未显示常规精炼厂操作(包括FCC方法)中伴随的构件(例如，空气供应、催化剂加料斗和烟道气处理)。此外，也未显示常规精炼厂操作(包括加氢裂化单元，例如，排放物流、废催化剂排出分系统和催化剂替换分系统)中的伴随的构件。
参照图1，提供了集成加氢裂化和FCC系统110的工艺流程图。系统110一般包括芳族分离区域114、加氢裂化区域120和FCC反应和分离区域130。
芳族分离区域114一般包括进料入口112、与FCC反应和分离区域130流体连通的贫芳族出口118和与加氢裂化区域120流体连通的富芳族出口116。本文中结合图5-11进一步详细描述了芳族分离区域114的各个实施方案。
加氢裂化区域120一般包括：与富芳族出口116和来自FCC反应和分离区域的循环油出口136、138流体连通的入口122；氢气入口124；加氢裂化产物出口126；和未转化的塔底产物出口128。未转化的塔底产物出口128经由导管127与芳族分离区域114的进料入口112流体连通用于进一步分离芳族化合物和非芳族化合物。在某些实施方案中，未转化的塔底产物出口128也经由任选的导管131与FCC反应区域130的入口132流体连通。
一般，FCC反应和分离区域130包括与贫芳族出口118流体连通(和与任选地经由导管131与未转化的塔底产物出口128流体连通)的进料入口132。FCC反应和分离区域130包括多个用于排出产物、部分裂化烃、未反应的烃和副产物的出口。特别地，将来自FCC反应器的流出物分馏并且经由水和气体出口133、裂化产物出口134、轻质循环油物流出口136和重质循环油物流出口138排出。轻质循环油物流出口136和重质循环油物流出口138与入口122流体连通用于在加氢裂化反应区域120中进一步的裂化反应和/或杂原子除去反应。
在系统110的操作过程中，经由芳族分离区域114的入口112引入烃物流以分离成经由贫芳族出口118排出的贫芳族物流和从富芳族出口116排出的富芳族物流。富芳族馏分一般包括初始原料中主要比例的芳族化合物和初始原料中次要比例的非芳族化合物。贫芳族馏分一般包括初始原料中主要比例的非芳族化合物和初始原料中次要比例的芳族化合物。
与通常已知的方法不同，本方法将进料分离成包含相对于加氢裂化条件具有不同反应性的不同种类的化合物的馏分。常规地，大多数方法单独地处理原料的不同馏分，使得需要中间储存容器和类似物，或替代地牺牲总收率以获得希望的工艺经济性。
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清晰分隔，贫芳族馏分包含初始进料的主要比例的非芳族内含物和初始进料的次要比例的芳族内含物(例如，初始进料和短链烷基衍生物中某些部分的噻吩)，和富芳族馏分包含初始进料的主要比例的芳族内含物和初始进料的次要比例的非芳族内含物。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，取决于将要对本领域技术人员来说显而易见的各个因素，包括萃取类型、萃取器（如果适用于萃取的类型）中的理论塔板数、溶剂类型和溶剂比例。
萃取至富芳族馏分中的进料部分包括包含杂原子的芳族化合物和不含杂原子的那些。萃取至富芳族馏分中的包含杂原子的芳族化合物一般包括芳族硫化合物和芳族氮化合物。富芳族馏分中萃取的有机硫化合物包括来自进料的某些部分的噻吩内含物、噻吩的长链烷基化衍生物、苯并噻吩、苯并噻吩的烷基衍生物、二苯并噻吩、二苯并噻吩的烷基衍生物(例如位阻4,6-二甲基-二苯并噻吩)、苯并萘并噻吩(benzonaphtenothiophene)和苯并萘并噻吩的烷基衍生物。富芳族馏分中萃取的有机氮化合物包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑及它们的衍生物。一般由这些含氮和含硫芳族化合物在萃取溶剂中的溶解度在(一个或多个)芳族分离步骤中使其成为目标。在某些实施方案中，含氮和含硫芳族化合物的选择性通过使用额外的级和/或选择性吸着剂提高。可能已经存在于初始进料中(即，在加氢处理之前)的各种非芳族有机硫化合物包括硫醇、硫化物和二硫化物。取决于芳族萃取操作类型和/或条件，优选非常次要部分的非芳族含氮和含硫化合物可以传送至富芳族馏分。
如本文所用的，术语“主要比例的非芳族化合物”意为至少大于50W%，在某些实施方案中至少大于约85W%，和在进一步的实施方案中大于至少约95W%的进至萃取区域的进料的非芳族内含物。也如本文所用的，术语“次要比例的非芳族化合物”意为不大于50W%，在某些实施方案中不大于约15W%，和在进一步的实施方案中不大于约5W%的进至萃取区域的进料的非芳族内含物。
也如本文所用的，术语“主要比例的芳族化合物”意为至少大于50W%，在某些实施方案中至少大于约85W%，和在进一步的实施方案中大于至少约95W%的进至萃取区域的进料的芳族内含物。也如本文所用的，术语“次要比例的芳族化合物”意为不大于50W%，在某些实施方案中不大于约15W%，和在进一步的实施方案中不大于约5W%的进至萃取区域的进料的芳族内含物。
富芳族馏分输送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域120的入口122，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流(包括经由出口126的)，例如，在约36℃-约180℃的标称范围中沸腾的石脑油和在约180℃-约370℃的标称范围中沸腾的柴油。经由出口126的加氢裂化产物物流包含降低水平的有机硫和有机氮化合物。未转化的塔底流出物经由出口128排出。经由导管127将至少部分未转化的塔底流出物循环回至芳族分离区域114的入口112。在某些实施方案中，经由导管131将未转化的塔底流出物也传送至FCC反应区域130的入口132。此外，排放物流121也可以从出口128排出。
贫芳族馏分包含初始进料的主要比例的非芳族内含物并且包含不稳定有机硫和有机氮化合物，和初始进料的次要比例的芳族内含物。贫芳族馏分输送至FCC反应区域130的入口132以生产经由出口134的FCC裂化产物物流、经由出口136的轻质循环油物流和经由出口138的重质循环油物流。经由出口134的所得产品汽油包含降低水平的有机硫化合物。
在某些实施方案中，轻质和重质循环油都可以经由单一出口，使用任选的与组合的轻质和重质循环油物流关联的排放物流排出。汽油和任选其它产物(例如烯烃)作为最终或中间产物回收和收集，即，可以经受进一步的下游分离和/或处理。
将循环油(包括来自FCC反应和分离区域出口136的轻质循环油和来自FCC反应和分离区域出口138的重质循环油)组合并且传送至加氢裂化区域120的入口122。排放物流139(其为比重质循环油物流更重质并且通常包含催化剂颗粒的油浆物流)也可以从FCC反应和分离区域130中排出。
在另外的实施方案中，将单独于引入至加氢裂化反应区域120的原料的原料来源任选输送至FCC反应和分离区域130中，例如，经由导管129。该原料的特征可以与引入至加氢裂化反应区域120的原料相同或不同。在某些实施方案中，经由导管129引入的原料为具有低硫和氮含量的减压粗柴油。此外，蒸汽可以与进至FCC反应和分离区域130的进料集成以将进料雾化或分散至FCC反应器单元中。
参照图2，图示性展示了根据本发明的集成系统210。一般，系统210包括芳族分离区域214、加氢裂化反应区域220、加氢处理反应区域240和FCC反应和分离区域230。
芳族分离区域214包括进料入口212、贫芳族出口218和富芳族出口216。本文结合图5-11进一步详述了芳族分离区域214内包含的单元操作的各个实施方案。
加氢裂化反应区域220包括与富芳族出口216流体连通的入口222、氢气入口224、加氢裂化产物出口226和未转化的塔底产物出口228。未转化的塔底产物出口228与进料入口212流体连通以经由导管227循环未转化的塔底产物至芳族分离区域214用于进一步分离芳族化合物和非芳族化合物。在某些实施方案中，未转化的塔底产物出口228也经由任选的导管231与FCC反应和分离区域230的入口232流体连通。
加氢处理反应区域240包括与贫芳族出口218流体连通的入口244、氢气入口246和加氢处理的流出物出口242。
FCC反应和分离区域230包括与加氢处理的流出物出口242(并且任选地经由导管231与未转化的塔底产物出口228)流体连通的入口232。FCC反应和分离区域230包括多个用于排出产物、部分裂化烃、未反应的烃和副产物的出口。特别地，将来自FCC反应器的流出物分馏并且经由水和气体出口233、FCC裂化产物出口234、轻质循环油物流出口236和重质循环油物流出口238排出。轻质循环油物流出口236和重质循环油物流出口238与入口222流体连通用于加氢裂化反应区域220中进一步的裂化反应和/或杂原子除去反应。
在系统210的操作过程中，经由芳族分离区域214的入口212引入烃物流以分离成经由贫芳族出口218排出的贫芳族物流和从富芳族出口216排出的富芳族物流。来自芳族萃取区域214的富芳族馏分一般包括初始原料的主要比例的芳族内含物和初始原料的次要比例的非芳族内含物。贫芳族馏分一般包括初始原料中主要比例的非芳族化合物和初始原料中次要比例的芳族化合物。
将富芳族馏分输送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域220的入口222，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流(包括经由出口126)，例如，在约36℃-约180℃的标称范围中沸腾的石脑油和在约180℃-约370℃的标称范围中沸腾的柴油。经由出口226的加氢裂化产物物流包含降低水平的有机硫和有机氮化合物。未转化的塔底流出物经由出口228排出。至少部分未转化的塔底流出物经由导管227循环回至芳族分离区域214的入口212。在某些实施方案中，未转化的塔底流出物也经由导管231传送至FCC反应区域230的入口232。此外，排放物流221也可以从出口228中排出。
贫芳族馏分包含初始进料的主要比例的非芳族内含物并且包含不稳定有机硫和有机氮化合物，和初始进料的次要比例的芳族内含物。将贫芳族馏分输送至在相对低压下操作的加氢处理反应区域240的入口244，用于使贫芳族馏分脱硫，并且用于经由出口242排出加氢处理的流出物。
加氢处理的流出物输送至FCC反应区域230的入口232以经由出口234排出FCC裂化产物物流，经由出口236排出轻质循环油物流并且经由出口238排出重质循环油物流。经由出口244的所得产品汽油包含降低水平的有机硫化合物。
如就系统110而论所描述的，将循环油(包括来自FCC反应和分离区域出口236的轻质循环油和来自FCC反应和分离区域出口238的重质循环油)组合并且传送至加氢裂化区域220的入口222。排放物流239(其为比重质循环油物流更重质并且通常包含催化剂颗粒的油浆物流)也可以从FCC反应和分离区域230中排出。
在另外的实施方案中，将单独于引入至加氢裂化反应区域220的原料的原料来源任选地输送至FCC反应和分离区域130中，例如，经由导管229。该原料的特征相比于引入至加氢裂化反应区域220的原料可以相同或不同。在某些实施方案中，经由导管229引入的原料为具有低硫和氮含量的处理的减压粗柴油。此外，蒸汽可以与进至FCC反应和分离区域230的进料集成以将进料雾化或分散至FCC反应器单元中。
用于以上描述的设备和方法的初始原料可以为获得自各个来源的原油或部分精炼油产品。原料来源可以为原油、合成原油、沥青、油砂、页岩油、煤合成油或包括上述来源的一者的组合。例如，原料可以直馏粗柴油或其它精炼厂中间物流，例如减压粗柴油、获得自溶剂脱沥青处理的脱沥青油和/或脱金属油、获得自焦化方法的轻质焦化或重质焦化粗柴油、获得自单独于本文描述的集成FCC方法的FCC方法的循环油、获得自减粘裂化方法的粗柴油或上述产品的任何组合。在某些实施方案中，减压粗柴油为适合于集成方法的原料。适合的原料包含具有约36℃-约900℃和在某些实施方案中约350℃-约565℃的沸点的烃。
适合的加氢裂化反应设备包括固定床反应器、移动床反应器、沸腾床反应器、装配挡板的淤浆浴反应器、搅拌浴反应器、旋转管式反应器、淤浆床反应器或如本领域技术人员将要认知的其它适合的反应设备。在某些实施方案中，并且特别是对于减压粗柴油和相似原料，利用了固定床反应器。在另外的实施方案中，并且特别是对于较重质原料和其它难以裂化的原料，利用了沸腾床反应器。
一般，用于加氢裂化反应区域中的反应器的操作条件包括：
反应温度：约300℃-约500℃和在某些实施方案中约330℃-约420℃；
氢分压：约60Kg/cm2-约200Kg/cm2和在某些实施方案中约60Kg/cm2-约140Kg/cm2；和
氢进料速率：高至约2500标准升/升烃进料(SLt/Lt)，在某些实施方案中约500-2500SLt/Lt，和在进一步的实施方案中约1000-1500SLt/Lt。
加氢裂化催化剂可以包括无定形氧化铝催化剂、无定形二氧化硅氧化铝催化剂、沸石基催化剂的任何一者或包括它们的组合。加氢裂化催化剂可以拥有活性相材料，所述材料包括，在某些实施方案中，Ni、W、Mo或Co的任何一者或包括它们的组合。
适合的加氢处理反应设备(例如，用于加氢处理反应区域240的)包括固定床反应器、移动床反应器、沸腾床反应器、装配挡板的淤浆浴反应器、搅拌浴反应器、旋转管式反应器、淤浆床反应器或如本领域技术人员将要认知的其它适合的反应设备。
一般，用于加氢处理反应区域中的反应器的操作条件包括：约300℃-约500℃，和在某些实施方案中约320℃-约380℃的反应温度；和约20bar-约100bar，和在某些实施方案中约30bar-约60bar的操作压力。
加氢处理区域利用具有一种或多种有活性的金属组分的加氢处理催化剂，所述活性金属组分选自元素周期表VI、VII或VIIIB族。在某些实施方案中活性金属组分为钴、镍、钨和钼的一种或多种，通常沉积或以其它方式并入在载体(例如，氧化铝、二氧化硅氧化铝、二氧化硅或沸石)上。在某些实施方案中，用于第一加氢处理区域(即，在温和条件下的操作)的加氢处理催化剂包括沉积在氧化铝基底上的钴和钼的组合。
在FCC反应区域130或230中在促进形成汽油或烯烃并且最小化消耗烯烃的反应(例如氢-转移反应)的条件下发生催化裂化反应。这些条件一般取决于FCC单元的类型和配置。
在促进形成烯烃和汽油的条件下操作的各个类型的FCC反应器是已知的，包括NipponOilCorporationofJapan开发的HS-FCC方法、SINOPECResearchInstituteofPetroleumProcessingofBeijing，China开发的深度催化裂化(DCC-I和DCC-II)和催化热解方法、IndianOilCorporationofIndia开发的Indmax方法、ExxonMobilofIrving，Texas，USA和KBR，Inc.ofHouston，Texas，USA开发的MAXOFINTM、FortumCorporationofFortum，Finland开发的NExCCTM、UOPLLCofDesPlaines，Illinois，USA开发的PetroFCC、ABBLummusGlobal，Inc.ofBloomfield，NewJersey，USA开发的选择性组分裂化、PetrobrasofBrazil开发的高-烯烃FCC和Stone&Webster，IncorporatedofStoughton，Massachusetts，USA开发的超选择性裂化。
在某些实施方案中，适合的HS-FCC单元操作包括下流式反应器并且特征在于高反应温度、短接触时间和高催化剂:油的比例。下流式反应器允许更高的催化剂:油的比例，因为不要求气化的进料对提升催化剂的要求。反应温度为约550℃-约650℃，其比常规FCC反应温度更高。在这些反应温度下，发生两个竞争的裂化反应：热裂化和催化裂化。热裂化促成形成较轻质产物，主要为干燥的气体和焦炭，而催化裂化增加丙烯收率。因此，下流式反应器中的停留时间相对短，例如，小于约1秒，和在某些实施方案中约0.2-0.7秒，以最小化热裂化。抑制了消耗烯烃的不希望的二次反应(例如氢-转移反应)，这归因于非常短的停留时间。为了在短停留时间的过程中最大化转化率，使用了高催化剂:油的比例，例如，大于20:1，并且使催化剂和原料混合，并且在反应器入口处分散，并且在反应器出口处立即分离。
在某些实施方案中，提供了使用下流式反应器而配置的FCC单元，其在促进形成烯烃并且最小化消耗烯烃的反应(例如氢-转移反应)的条件下操作。图3为FCC单元330的广义工艺流程图，其包括下流式反应器并且可以用于根据本发明的混合系统和方法。FCC单元330包括具有反应区域313和分离区域315的反应器/分离器311。FCC单元330也包括用于再生废催化剂的再生区域317。
特别地，将装料319引入至反应区域，在某些实施方案中也伴随用于雾化进料的蒸汽或其它适合的气体。也将来自再生区域317的有效量的加热的新鲜或热再生固体裂化催化剂颗粒转移(例如，通过向下的导向导管或管道321，其通常称为转移管线或竖管)至在反应区域313顶部的抽取井或加料斗(未显示)。通常允许稳定热催化剂流，以便均匀地导向至反应区域313的混合区域或进料注射部分中。
来自分馏区域的塔底产物馏分单独或与如以上讨论的另外的进料组合用作进至FCC单元330的装料。通过进料注射喷嘴(位置通常接近将再生催化剂引入至反应区域313中的点)将装料注射至混合区域中。这些多个注射喷嘴导致催化剂和油彻底和均匀地混合。一旦装料接触热催化剂，就发生裂化反应。烃裂化产物的反应蒸气、未反应的进料和催化剂混合物快速流动通过反应区域313的剩余部分并且至在反应器/分离器311底部部分的快速分离区域315中。将裂化和未裂化烃导向通过导管或管道323至本领域已知的常规产物回收部分。
如果需要温度控制，可以在反应区域313的底部附近恰好在分离区域315之前提供急冷注射。该急冷注射快速降低或停止裂化反应并且可以用于控制裂化剧烈度并且允许了增加的工艺灵活性。
反应温度(即，下流式反应器的出口温度)可以通过打开和关闭控制再生催化剂从再生区域317流动至反应区域313的顶部中的催化剂滑阀(未显示)而控制。吸热裂化反应所需的热通过再生催化剂供应。通过改变热再生催化剂的流速，操作剧烈度或裂化条件可以受控以产生轻质烯属烃和汽油的希望的收率。
也提供汽提塔331用于将油从催化剂中分离，所述催化剂转移至再生区域317。来自分离区域315的催化剂流动至包括催化剂汽提部分的汽提塔331的较低部分，通过物流管线333将适合的汽提气体(例如蒸汽)引入至其中。通常提供具有若干挡板或整装填料(未显示)的汽提部分，向下流动的催化剂与流动的汽提气体对流地通过所述挡板或整装填料之上。向上流动的汽提气体(其通常是蒸汽)用于“汽提”或除去剩余在催化剂孔隙中或在催化剂颗粒之间的任何额外的烃。
汽提或废催化剂物流325由来自燃烧空气物流327的提升力运输通过再生区域317的提升管。使该废催化剂(其也可以与额外的燃烧空气接触)经历任何累积的焦炭的受控燃烧。经由导管329从再生器中除去烟道气。在再生器中，将由燃烧副产物焦炭产生的热转移至催化剂物流321，提高了提供用于反应区域313中的吸热裂化反应的热所需的温度。
在一个实施方案中，本发明中可以集成的促进形成烯烃并且最小化消耗烯烃的反应的适合的FCC单元330包括HS-FCC反应器，可以与描述于美国专利号6,656,346和美国专利公开号2002/0195373中的那些相似，所述美国专利号6,656,346和美国专利公开号2002/0195373都以引用方式并入本文。下流式反应器的重要特性包括在具有向下流的反应器的顶部引入进料、相比于提升管反应器更短的停留时间和高催化剂:油的比例，例如，约20:1-约30:1。
一般，用于适合的下流式FCC单元的反应器的操作条件包括：
反应温度：约550℃-约650℃，在某些实施方案中约580℃-约630℃，和在进一步的实施方案中约590℃-约620℃的；
反应压力：约1Kg/cm2-约20Kg/cm2，在某些实施方案中约1Kg/cm2-约10Kg/cm2，在进一步的实施方案中约1Kg/cm2-约3Kg/cm2；
接触时间(反应器中)：约0.1秒-约30秒，在某些实施方案中约0.1秒-约10秒，和在进一步的实施方案中约0.2秒-约0.7秒；和
催化剂:进料比例：约1:1-约40:1，在某些实施方案中约1:1-约30:1，和在进一步的实施方案中约10:1-约30:1。
在某些实施方案中，提供了使用提升管反应器配置的FCC单元，其在促进形成烯烃并且最小化消耗烯烃的反应(例如氢-转移反应)的条件下操作。图4为FCC单元430的广义工艺流程图，其包括提升管反应器并且可以用于根据本发明的混合系统和方法。FCC单元430包括具有提升管部分419、反应区域413和分离区域415的反应器/分离器411。FCC单元430也包括用于再生废催化剂的再生容器417。
经由导管423输送烃原料，并且在某些实施方案中也伴随用于雾化进料的蒸汽或其它适合的气体，用于与有效量的加热的新鲜或再生固体裂化催化剂颗粒的混合和紧密接触，经由导管421从再生容器417输送所述固体裂化催化剂颗粒。进料混合物和裂化催化剂在用于形成引入至提升管419中的悬浮体的条件下接触。
在连续方法中，裂化催化剂和烃原料的混合物向上行进通过提升管419至反应区域413中。在提升管419和反应区域413中，热裂化催化剂颗粒通过碳-碳键分裂催化裂化相对大的烃分子。
在反应过程中，如FCC操作中常规的，裂化催化剂变得焦化并且因此至活性催化位点通路受限或不存在。使用FCC单元中已知的任何适合的配置将反应产物从焦化催化剂中分离，所述FCC单元一般称为FCC单元430中的分离区域415，例如，位于反应器411顶部反应区域413以上的。分离区域可以包括对本领域技术人员来说已知的任何适合的设备，例如，旋风分离器。通过导管425抽取反应产物。
将来自烃原料的流体裂化的包含催化剂颗粒的焦炭沉积物通过导管427从分离区域413传送至再生区域417。在再生区域417中，焦化催化剂进入至与含氧气体物流(例如，纯氧或空气)的接触中，所述含氧气体物流经由导管429进入再生区域417。再生区域417在典型FCC操作中已知的配置中和条件下操作。例如，再生区域417可以作为流化床操作以生产包含燃烧产物的再生废气，所述再生废气通过导管431排出。热再生催化剂从再生区域417通过导管421转移至提升管419的底部部分，用于与烃原料和以上描述的混合。
在一个实施方案中，本发明中可以集成的促进形成烯烃并且最小化消耗烯烃的反应的适合的FCC单元430包括HS-FCC反应器，可以与描述于美国专利号7,312,370、6,538,169和5,326,465中的相似。
一般，用于适合的提升管FCC单元的反应器的操作条件包括：
反应温度：约480℃-约650℃，在某些实施方案中约500℃-约620℃，和在进一步的实施方案中约500℃-约600℃；
反应压力：约1Kg/cm2-约20Kg/cm2，在某些实施方案中约1Kg/cm2-约10Kg/cm2，在进一步的实施方案中约1Kg/cm2-约3Kg/cm2；
接触时间(反应器中)：约0.7秒-约10秒，在某些实施方案中约1秒-约5秒，在进一步的实施方案中约1秒-约2秒；和
催化剂:进料比例：约1:1-约15:1，在某些实施方案中约1:1-约10:1，在进一步的实施方案中约8:1-约20:1。
将适合于特定装料和希望的产物的催化剂输送至FCC反应和分离区域内的流化催化裂化反应器。在某些实施方案中，为了促进形成烯烃和最小化消耗烯烃的反应(例如氢-转移反应)，将FCC催化剂混合物用于FCC反应和分离区域，包括FCC基础(base)催化剂和FCC催化剂添加剂。
特别地，基础裂化催化剂的基质可以包括天然或合成沸石，其包括一种或多种Y-沸石、粘土(例如高岭土、蒙脱石、埃洛石和膨润土)的一者或多者，和/或一种干活多种无机多孔氧化物(例如氧化铝、二氧化硅、氧化硼、氧化铬、氧化镁、氧化锆、二氧化钛和二氧化硅-氧化铝)。适合的基础裂化催化剂具有0.5g/ml-1.0g/ml的堆积密度、50微米-90微米的平均粒径、50m2/g-350m2/g的表面积和0.05ml/g-0.5ml/g的孔隙体积。
除基础裂化催化剂之外，适合的催化剂混合物包含含有择形沸石的添加剂。本文涉及的择形沸石意为其孔隙直径小于Y-型沸石的沸石，以便仅仅具有有限形状的烃可以通过沸石孔隙进入沸石。适合的择形沸石组分包括ZSM-5沸石、沸石ω、SAPO-5沸石、SAPO-11沸石、SAPO34沸石和五元环-型硅铝酸盐。添加剂中择形沸石的含量一般为约20W%-70W%，和在某些实施方案中约30W%-60W%。
适合的添加剂拥有0.5g/ml-1.0g/ml的堆积密度、50微米-90微米的平均粒径、10m2/g-200m2/g的表面积和0.01ml/g-0.3ml/g的孔隙体积。
催化剂混合物中基础裂化催化剂的百分比可以为60-95W%并且催化剂混合物中添加剂的百分比可以为5-40W%。如果基础裂化催化剂的百分比低于60W%或添加剂的百分比高于40W%，则不可以获得高轻质-馏分烯烃收率，这是因为进料油的低转化率。如果基础裂化催化剂的百分比高于95W%，或添加剂的百分比低于5W%，则不可以获得高轻质-馏分烯烃收率，而可以达到进料油的高转化率。为了简化示意图和说明，没有包括通常采用并且对流体催化剂裂化的本领域技术人员来说公知的多个阀门、温度传感器、电子控制器和类似物。也未显示常规加氢裂化单元中伴随的构件，例如，排放物流、废催化剂排出分系统和催化剂替换分系统。此外，也未显示常规FCC系统中伴随的构件，例如，空气供应、催化剂加料斗和烟道气处理。
芳族分离设备一般基于选择性芳族萃取。例如，芳族分离设备可以为能够将进料配分成大体上的贫芳族物流和大体上的富芳族物流的适合的溶剂萃取芳族分离设备。包括用于各个精炼厂其它级和其它石油相关操作的各个成形的芳族萃取方法和单元操作的系统可以用作本文描述的芳族分离设备。在某些现有方法中，希望的是从最终产品(例如，润滑油和某些燃料，例如，柴油燃料)中除去芳族化合物。在其它方法中，萃取芳族化合物以生产富芳族产物，例如，用于各种化学工艺和用作就汽油而言的辛烷值增强剂。
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，并且回收用于在工艺中再使用的溶剂。进料312输送至芳族萃取容器352，其中将作为萃余物物流354的贫芳族馏分与作为萃取物物流356的富芳族馏分分离。将溶剂进料358引入至芳族萃取容器352中。
部分萃取溶剂也可以存在于物流354中，例如，约0W%-约15W%(基于物流354的总量)，在某些实施方案中小于约8W%。在其中在物流354中离开的溶剂超过希望的或预定的量的操作中，溶剂可以从烃产物中除去，例如，使用闪蒸或汽提单元360，或其它适合的设备。来自闪蒸单元360的溶剂362可以循环至芳族萃取容器352，例如，经由缓冲罐364。初始溶剂进料或补充溶剂可以经由物流370引入。贫芳族物流318从闪蒸单元360中排出。
此外，部分萃取溶剂也可以存在于物流356中，例如，约70W%-约98W%的(基于物流358的总量)，在某些实施方案中小于约85W%。在其中在物流356中离开的溶剂超过希望的或预定的量的实施方案中，可以从烃产物中除去溶剂，例如，使用闪蒸或汽提单元366或其它适合的设备。来自闪蒸单元366的溶剂368可以循环至芳族萃取容器352，例如，经由缓冲罐364。富芳族物流316从闪蒸单元366中排出。
溶剂的选择、操作条件以及溶剂和进料312的接触机制允许了在芳族萃取水平之上的控制。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、二甲亚砜、苯酚、硝基苯、环丁砜、乙腈、糠醛或二醇，并且可以以约20:1，在某些实施方案中约4:1，和在进一步的实施方案中约1:1的溶剂:油的比例提供。适合的二醇包括二乙二醇、乙二醇、三乙二醇、四乙二醇和二丙二醇。萃取溶剂可以为纯二醇或使用约2-10W%的水稀释的二醇。适合的环丁砜包括烃-取代环丁砜(例如，3-甲基环丁砜)、羟基环丁砜(例如，3-环丁砜醇(sulfolanol)和3-甲基-4-环丁砜醇)、环丁砜醚(例如，甲基-3-环丁砜醚)和环丁砜酯(例如，乙酸-3-环丁砜酯)。
芳族分离设备可以在约20℃-约200℃，和在某些实施方案中约40℃-约80℃的温度下操作。芳族分离设备的操作压力可以为约1bar-约10bar，和在某些实施方案中，约1bar-3bar。有用地作为本发明的芳族分离设备的设备类型包括分级萃取器或微分萃取器。
分级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。进料入口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入口486进料至容器480中并且经由入口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物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。
另一种分级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114或214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、转盘式接触器和脉冲塔。
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底部的轻液入口588接收液体烃，并且在塔514顶部的重液入口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使进来的溶剂与已经经受塔514中在先萃取阶段的液体烃物理分离。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(principleinterface)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为具有烃入口690和溶剂入口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顶部以上水平的入口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式接触器。图9是称为塔、可商购自Paramus，NewJersey，USA的KochModularProcessSystems，LLC的转盘式接触器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式接触器包括但是不限于Oldshue-Rushton塔和Kuhni萃取器。转盘式接触器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。
转盘式接触器714包括朝向塔底部的烃入口790和接近塔顶部的溶剂入口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。转盘式接触器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)入口890、重相(即，烃进料)入口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)分散入向上行程上的重相(油)中和将重液相喷射至向下行程上的轻相中。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。
组合加氢裂化和FCC的集成系统和方法中包括了芳族分离区域以允许配分不同种类的含硫化合物，由此优化和经济化了加氢裂化、加氢处理和FCC单元操作。仅有包含难降解含硫化合物的原始进料物流的富芳族馏分经受在高压下操作的加氢裂化区域，因此，降低了通过高压加氢裂化区域的体积/质量流量。因此，最小化了必需的设备容量，并且因此最小化了资本设备成本和操作成本两者。
有利地，本发明将初始原料，特别是重质原油，完全转化成超低硫运输燃料。通过将初始原料分离成富芳族馏分和贫芳族馏分，本发明通过在高压下加氢裂化富芳族馏分生产包含降低的水平的硫的石脑油和柴油，并且通过在FCC中裂化贫芳族馏分生产包含降低的水平的硫的汽油。
此外，在某些实施方案中将不具有杂原子的芳族化合物(例如，苯、甲苯及它们的衍生物)传送至富芳族馏分并且在加氢裂化区域中加氢并且加氢裂化以生产轻质馏出物。这些源自不具有杂原子的芳族化合物的满足产品规格的轻质馏出物的收率大于常规加氢裂化操作中的收率，这归因于集中和目标化的加氢裂化区域。
实施例
在萃取器中萃取源自阿拉伯轻质原油的减压粗柴油(VGO)的样品。糠醛用作萃取溶剂。萃取器在60℃、大气压力和1.1:1的溶剂:进料比例下操作。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52.7W%并且包含0.43W%的硫和5W%的芳族化合物。富芳族馏分收率为47.3W%并且包含95W%的芳族化合物和2.3W%的硫。VGO、富芳族馏分和贫芳族馏分的特性在表1中给出。
表1–VGO及其馏分的特性
特性 VGO VGO-富芳族 VGO-贫芳族
在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
芳族化合物 W% 47.3 44.9 2.4
N+P W% 52.7 2.6 50.1
富芳族馏分在包含二氧化硅氧化铝上的Ni-Mo(作为加氢裂化催化剂)的固定床加氢裂化单元中，以150Kg/cm2的氢分压、400℃、1.0h-1的液时空速和1,000SLt/Lt的氢进料速率加氢裂化。氧化铝上的Ni-Mo催化剂用于使富芳族馏分脱硫，所述富芳族馏分包括原始包含于原料中的显著量的氮含量。
贫芳族馏分在包含二氧化硅氧化铝上的Ni-Mo(作为加氢处理催化剂)的固定床加氢处理单元中，以70Kg/cm2的氢分压、370℃、1.0h-1的液时空速和1000SLt/Lt的氢进料速率加氢处理。由加氢裂化和加氢处理反应区域所得的产物收率在以下给出。
表2-产物收率
VGO-富芳族的加氢裂化 VGO-贫芳族的加氢处理
物流#(图2) 228 242
氢 1.13 0.71
H2S 1.14 0.24
NH3 0.03 0.00
C1-C4 1.31 0.17
石脑油 9.02 1.01
中间馏出物 17.99 7.20
未转化的塔底产物 18.92 44.80
总共 49.56 54.12
将来自加氢裂化和加氢处理反应区域的未转化的塔底产物组合并且送至FCC单元的提升管反应器，用于进一步的裂化。FCC催化剂具有131m2/g的表面积、0.1878cm3/g的孔隙体积和504ppmw的金属含量(即，Ni或V)。以518℃的温度、5:1的催化剂:油的比例和2秒的接触时间进行反应。总转化率为70W%，其是由下式计算的：转化率=(原料-LCO-HCO)/原料。FCC产物收率总结在表3中。
表3-FCC产物收率*，Kg/h
物流# FCC
原料 232 63.7
气体 233 10.6
汽油 234 32.1
LCO 236 9.4
HCO 238 9.8
总共 61.9
*不包括焦炭收率
已经在上文和附图中描述了本发明的方法和系统；然而，修改将对本领域技术人员来说是显而易见的，并且本发明的保护范围将由以下的权利要求限定。

Claims (26)

1.用于转化原料以生产加氢裂化产物和流化催化裂化产物的集成方法，该方法包括：
a.在芳族分离区域将烃进料分离成包含不稳定有机硫化合物的贫芳族馏分和包含难降解芳族有机硫和/或有机氮化合物的富芳族馏分；
b.将富芳族馏分传送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和/或有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物和未转化的塔底流出物；
c.将至少部分未转化的塔底流出物循环至芳族分离步骤；和
d.将贫芳族馏分传送至流化催化裂化反应区域以生产裂化产物、轻质循环油物流和重质循环油物流。
2.根据权利要求1的方法，其进一步包括输送部分未转化的塔底流出物至流化催化裂化反应区域。
3.根据权利要求1的方法，其进一步包括输送部分轻质循环油至加氢裂化反应区域。
4.根据权利要求1的方法，其进一步包括输送部分重质循环油至加氢裂化反应区域。
5.根据权利要求1的方法，其中将烃进料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分包括：
使烃进料和有效量的萃取溶剂经受萃取区域以生产
包含烃进料主要比例的芳族内含物和部分萃取溶剂的萃取物和
包含烃进料主要比例的非芳族内含物和部分萃取溶剂的萃余物；
从萃余物中分离至少大部分萃取溶剂，并且保留贫芳族馏分；和
从萃取物中分离至少大部分萃取溶剂，并且保留富芳族馏分。
6.根据权利要求1的方法，其中富芳族馏分包括苯并噻吩、苯并噻吩的烷基化衍生物、二苯并噻吩、二苯并噻吩的烷基衍生物、苯并萘并噻吩和苯并萘并噻吩的烷基衍生物。
7.根据权利要求1的方法，其中富芳族馏分包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑及它们的衍生物。
8.根据权利要求5的方法，其中萃取区域为分级萃取器。
9.根据权利要求5的方法，其中萃取区域为微分萃取器。
10.根据权利要求1的方法，其中流化催化裂化反应区域包括下流式反应器。
11.根据权利要求1的方法，其中流化催化裂化反应区域包括提升管反应器。
12.根据权利要求1的方法，其中步骤(d)包括输送流化裂化催化剂混合物，其包括作为流化裂化基础催化剂的流化裂化催化剂和催化剂添加剂。
13.用于转化原料以生产加氢裂化产物和流化催化裂化产物的集成系统，该系统包括：
可操作用于从重质原油萃取包括有机硫和/或有机氮化合物的芳族分子的芳族分离区域，所述芳族分离区域包括用于接收烃进料的入口、富芳族出口和贫芳族出口；
具有与富芳族出口流体连通的入口、用于排出加氢裂化产物的出口和用于排出未转化的塔底流出物的出口的加氢裂化反应区域；和
具有与贫芳族出口流体连通的入口、用于排出裂化产物的出口、用于排出轻质循环油物流的出口和用于排出重质循环油物流的出口的流化催化裂化反应区域。
14.用于转化原料以生产加氢裂化产物和流化催化裂化产物的集成方法，该方法包括：
a.在芳族分离区域将烃进料分离成包含不稳定有机硫和/或有机氮化合物的贫芳族馏分和包含位阻难降解芳族有机硫化合物的富芳族馏分；
b.将富芳族馏分传送至在相对高压下操作的加氢裂化反应区域，用于转化至少部分难降解芳族有机硫和/或有机氮化合物，并且用于生产加氢裂化产物物流和未转化的塔底流出物；
c.将至少部分未转化的塔底流出物循环至芳族分离步骤；
d.将贫芳族馏分传送至在相对低压下操作的加氢处理反应区域，用于使至少部分贫芳族馏分脱硫，并且用于生产加氢处理的物流；和
e.将加氢处理的物流传送至流化催化裂化反应区域以生产裂化产物物流、轻质循环油物流和重质循环油物流。
15.根据权利要求14的方法，其进一步包括输送部分未转化的塔底流出物至流化催化裂化反应区域。
16.根据权利要求14的方法，其进一步包括输送部分轻质循环油至加氢裂化反应区域。
17.根据权利要求14的方法，其进一步包括输送部分重质循环油至加氢裂化反应区域。
18.根据权利要求14的方法，其中将烃进料分离成贫芳族馏分和富芳族馏分包括：
使烃进料和有效量的萃取溶剂经受萃取区域以生产
包含烃进料主要比例的芳族内含物和部分萃取溶剂的萃取物和
包含烃进料主要比例的非芳族内含物和部分萃取溶剂的萃余物；
从萃余物中分离至少大部分萃取溶剂，并且保留贫芳族馏分；和
从萃取物中分离至少大部分萃取溶剂，并且保留富芳族馏分。
19.根据权利要求14的方法，其中富芳族馏分包括苯并噻吩、苯并噻吩的烷基衍生物、二苯并噻吩、二苯并噻吩的烷基衍生物、苯并萘并噻吩和苯并萘并噻吩的烷基衍生物。
20.根据权利要求14的方法，其中富芳族馏分包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑及它们的衍生物。
21.根据权利要求18的方法，其中萃取区域为分级萃取器。
22.根据权利要求18的方法，其中萃取区域为微分萃取器。
23.根据权利要求14的方法，其中流化催化裂化反应区域包括下流式反应器。
24.根据权利要求14的方法，其中流化催化裂化反应区域包括提升管反应器。
25.根据权利要求14的方法，其中步骤(e)包括输送流化裂化催化剂混合物，其包括作为流化裂化基础催化剂的流化裂化催化剂和催化剂添加剂。
26.用于转化原料以生产加氢裂化产物和流化催化裂化产物的集成系统，该系统包括：
可操作用于从重质原油萃取包括有机硫和/或有机氮化合物的芳族分子的芳族分离区域，所述芳族分离区域包括用于接收烃进料的入口、富芳族出口和贫芳族出口；
具有与富芳族出口流体连通的入口、用于排出加氢裂化产物的出口和用于排出未转化的塔底流出物的出口的加氢裂化反应区域；
具有与贫芳族出口流体连通的入口和用于排出加氢处理的流出物的出口的加氢处理反应区域；和
具有与用于加氢处理的流出物的出口流体连通的入口、用于排出裂化产物的出口、用于排出轻质循环油物流的出口和用于排出重质循环油物流的出口的流化催化裂化反应区域。
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