CN105051162A - 用单一产物分馏塔回收加氢操作烃的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

可将来自汽提塔的热汽提加氢操作料流直接送入真空分馏塔中而不是首先在常压分馏塔中加工。如果使用分开的温汽提塔，则可将温汽提料流和热汽提料流在相同分馏塔，特别是真空分馏塔中分馏。

Description

用单一产物分馏塔回收加氢操作烃的方法和设备
早期国家申请的优先权要求
本申请要求2013年3月15日提交的美国申请No.13/836,559的优先权。
发明领域
本发明的领域是回收加氢操作烃料流。
发明背景
加氢操作包括在加氢操作催化剂和氢气的存在下将烃转化成更有价值的产物的方法。
加氢处理为用于从烃料流中除去杂原子如硫和氮以满足燃料规格以及使烯烃化合物饱和的加氢操作方法。加氢处理可以在高或低压下进行，但通常在比加氢裂化更低的压力下操作。
加氢裂化为在氢气和加氢裂化催化剂的存在下将烃裂化成较低分子量烃的加氢操作方法。取决于所需输出，加氢裂化单元可含有一个或多个相同或不同催化剂的床。
淤浆加氢裂化为用于将残油进料裂化成瓦斯油和燃料的淤浆化催化方法。淤浆加氢裂化用于由原油蒸馏得到的重质烃原料，包括烃残油，或者来自常压塔或真空塔蒸馏的瓦斯油的初级提升。在淤浆加氢裂化中，将这些液体原料与氢气和例如作为颗粒金属化合物如金属硫化物的固体催化剂颗粒混合以提供淤浆相。淤浆加氢裂化流出物在约400-500℃(752-932°F)的非常高的温度下离开淤浆加氢裂化反应器。代表性的淤浆加氢裂化方法描述于例如US5,755,955和US5,474,977中。
加氢操作回收单元通常包括用于将加氢操作的流出物用汽提介质如蒸汽汽提以除去不想要的硫化氢的汽提器。然后在进入产物分馏塔中以前将汽提流出物在火焰加热器中加热至分馏温度以分离和回收产物如石脑油、煤油和柴油。
由于所用严苛的工艺条件如高温度和压力，加氢操作，特别是加氢裂化，是能量消耗非常大的。随着时间过去，尽管关于改善加氢裂化的能量性能已花费了许多努力，焦点仍是降低反应器加热器负荷。然而，仍需要大的加热器负荷以在进入产物分馏塔中以前将汽提流出物加热。
因此，仍需要从加氢操作流出物中回收燃料产物的改进方法。这类方法必须更具有能量效率以满足精炼厂渐增的需求。
发明概述
提出就加氢操作装置而言省去常压分馏塔。将热汽提加氢操作料流在单一分馏塔中分馏。
在一个方法实施方案中，本发明包括加氢操作方法，所述方法包括：将烃进料流在加氢操作反应器中加氢操作以提供加氢操作流出物流；将加氢操作流出物流在汽提塔中汽提；提供冷汽提料流和热汽提料流；和将热汽提料流在真空产物分馏塔中分馏。
在另一方法实施方案中，本发明包括淤浆加氢裂化方法，所述方法包括：将烃进料流在淤浆加氢裂化反应器中淤浆裂化以提供加氢操作流出物流；将加氢操作流出物流在汽提塔中汽提；提供冷汽提料流和热汽提料流；和将热汽提料流在真空产物分馏塔中分馏。
在另一方法实施方案中，本发明包括淤浆加氢裂化方法，所述方法包括：将烃进料流在淤浆加氢裂化反应器中淤浆裂化以提供加氢操作流出物流；将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流；将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流；将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流；和将温汽提料流和热汽提料流在相同分馏塔中分馏。
在一个设备实施方案中，本发明包括用于加氢操作的设备，所述设备包含：加氢操作反应器；与加氢操作反应器连通的汽提塔；和借助热汽提管线与汽提塔直接连通的真空产物分馏塔。
在另一设备实施方案中，本发明包括用于淤浆裂化的设备，所述设备包含：淤浆加氢裂化反应器；与淤浆加氢裂化反应器连通的热汽提塔；和与淤浆加氢裂化反应器连通的温汽提塔；与温汽提管线和热汽提管线连通的产物分馏塔，与热汽提塔连通的热汽提管线和与汽提塔连通的温汽提管线。
在另一设备实施方案中，本发明包括用于加氢操作的设备，所述设备包含：加氢操作反应器；与加氢操作反应器连通的温汽提塔；与加氢操作反应器连通的热汽提塔；和与温汽提塔和热汽提塔连通的产物分馏塔。
附图简述
图1为本发明一个实施方案的简化工艺流程图。
图2为图1的替代性实施方案的简化工艺流程图。
图3-6为图2的另一替代性实施方案的部分简化工艺流程图。
图7为图2的另一替代性实施方案的简化工艺流程图。
图8为图7的替代性实施方案的部分简化工艺流程图。
定义
如本文所用，与容器或区有关的“绕过”意指料流不通过被绕过的区或容器，但它可通过未指定为被绕过的容器或区。
术语“连通”意指材料被容许在操作上在所列组件之间流动流动。
术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的材料可在操作上从它连通的对象流出。
术语“上游连通”意指至少一部分从上游连通对象流出的材料可在操作上流入它连通的对象中。
术语“直接连通”意指来自上游组件的流进入下游组件中而不经受由于物理分馏或化学转化而导致的组成变化。
术语“塔”意指蒸馏塔或用于分离一种或多种具有不同挥发度的组分的塔。除非另外指出，各塔包含在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部产物流回流返回至塔的顶部和在塔底部的再沸器以气化并将一部分底部料流送回塔的底部。可将塔的进料预热。顶部压力为塔的蒸气出口处顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。顶部管线和底部管线指的是位于任何至塔的回流或再沸的下游的来自塔的净管线。汽提塔省去在塔底部的再沸器，而是由流化惰性介质如蒸汽提供加热需求和分离动力。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指这样的试验方法，其用于测定材料的沸点，相当于ASTMD2892，用于生产标准质量的液化气、馏出物馏分和残油，基于此可获得分析数据，和以上馏分的质量和体积收率的确定，由此使用具有5:1回流比的塔中第15个理论塔板生成温度相对于蒸馏质量％的图。
如本文所用，术语“柴油沸程”意指使用真沸点蒸馏方法沸点为132-399℃(270-750°F)的烃。
如本文所用，术语“分离器”意指具有入口和至少顶部蒸气出口和底部液体出口并且还可具有来自进料斗(boot)的水流出口的容器。闪蒸罐为可与可在较高压力下操作的分离器下游连通的分离器的类型。
如本文所用，术语“主要”可意指料流中至少通常50％，最佳地60％，优选70重量％的量的一种化合物或一类化合物。
详述
本发明可适用于具有非常高温度的反应器流出物的任何加氢操作设备或方法。淤浆加氢裂化是该加氢操作方法的一种，所以描述涉及淤浆加氢裂化，但应用不如此受限。
由于桶底部原料在高温度和压力下转化成运输燃料，淤浆加氢裂化是能量消耗非常大的。淤浆加氢裂化方法和设备可使用一个汽提器，其接收三种进料，一种经由冷闪蒸罐来自冷分离器，一种经由温闪蒸罐来自温分离器，且另一种经由热闪蒸罐来自热分离器。尽管这三种进料包含通过沸点温度分离的非常不同的组成，它们可返回相同位置，所述位置为热分离器和加氢操作反应器。
最后，将来自热、温和冷闪蒸罐的液体供入单一汽提塔中。汽提器底部料流变成产物分馏塔的进料。该单汽提器设计的无效性源自热闪蒸罐、温闪蒸罐和冷闪蒸罐液体的混合，这浪费了先前在热分离器和温分离器中实现的分离，因此对关于产物分馏塔的加热器中的能量效率具有负面影响。
提议省去常压分馏塔，所以将热汽提加氢操作料流在单一分馏塔中分馏。
设备和方法涉及加氢操作段10、分离段20和分馏段100。加氢操作段10可包括可为淤浆加氢裂化反应器12的加氢操作反应器12、循环气体洗涤器29和循环气体压缩机28。
一般而言，加氢操作反应器12可在任何合适的条件下操作，例如400-500℃(752-932°F)的温度和3-24MPa的压力。示例的淤浆加氢裂化反应器公开于例如US5,755,955；US5,474,977；US2009/0127161；US2010/0248946；US2011/0306490；和US2011/0303580中。通常淤浆加氢裂化使用足以使至少一部分烃进料14裂化成较低沸点产物，例如一种或多种馏出物烃、石脑油和/或C1-C4产物的反应器条件下进行。烃进料14可包含沸点为340-570℃(644-1058°F)的烃，并且可包含以下一种或多种：沸点在340℃(644°F)以上的原油常压蒸馏塔残油、沸点在560℃(1044°F)以上的原油真空蒸馏塔残油、焦油、沥青、煤油和页岩油。在与氢气结合前可使催化剂与进料14结合以得到0.01-10重量％的固体含量，如下文所述。
通常，淤浆催化剂组合物可包含催化有效量的一种或多种具有铁的化合物。特别地，一种或多种化合物可包含氧化铁、硫酸铁和碳酸铁中的至少一种。铁的其它形式可包括硫化铁、磁黄铁矿和黄铁矿中的至少一种。此外，催化剂可包含不同于铁的材料，例如钼、镍和锰和/或其盐、氧化物和/或矿物中的至少一种。优选地，一种或多种化合物包括硫酸铁，更优选一水合硫酸铁和七水合硫酸铁中的至少一种。
替代性地，一种或多种催化剂颗粒可包含2-45重量％氧化铁和20-90重量％氧化铝。在一个示例实施方案中，含铁铝土矿是具有这些含量的优选材料。铝土矿可具有10-40重量％氧化铁和54-84重量％氧化铝，并且可具有10-35重量％氧化铁和55-80重量％氧化铝。铝土矿还可包含通常不多于10重量％的量，通常不多于6重量％的量的二氧化硅和二氧化钛。也可存在挥发物如水和二氧化碳，但上述重量含量不包括这类挥发物。通常，氧化铁也可以以水合形式存在于铝土矿中，但上述含量也不包括水合组合物中的水。
在另一示例实施方案中，可以是理想的是催化剂为负载的。合适的负载型催化剂可为相对有弹性的并且在加工以后保持其粒度。因此，该催化剂可包含氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、一种或多种铝硅酸盐、氧化镁、铝土矿、煤和/或石油焦的载体。该负载型催化剂可包含催化活性金属，例如铁、钼、镍和钒中的至少一种，以及这些金属中的一种或多种的硫化物。一般而言，催化剂可具有基于催化剂的总重量0.01-30重量％的催化活性金属。
补充氢气可在管线88中供入压缩机90中。压缩机90可具有至多5的压缩阶段并在2-24MPa的压力下排出氢气流。可将来自压缩机90的补充氢气供入加氢操作反应器12中。特别地，氢气可作为料流92供入加氢操作反应器12的进料14中以及作为料流94将管线16中的加氢操作流出物骤冷。循环氢气流22可分离以补充料流92和94。
分离段20可包含热分离器30、温分离器40和冷分离器50，其都与加氢操作反应器12下游连通。一般而言，可将管线16中来自加氢操作反应器12的加氢操作流出物用来自管线94的冷氢气骤冷并供入热分离器30中，得到各种烃料流，例如分离器热加氢操作管线34中来自热分离器30的分离器热加氢操作流出物流、分离器温加氢操作管线44中来自温分离器40的分离器温加氢操作流出物流和分离器冷加氢操作管线54中来自冷分离器50的分离器冷加氢操作流出物流。通常，热分离器30可在200-500℃下操作，且温分离器40可在170-400℃下操作。一般而言，冷分离器50可在不大于100℃，优选不大于70℃下操作。分离器30、40和50都在加氢操作反应器的压力下操作，但由于整个管线上的压降稍微更小。可将管线34、44和54中的分离器加氢操作流出物流供入分馏段100中。此外，可将管线38中来自热分离器30的热顶部料流冷却并供入温分离器40中，其又可在冷却以后将管线48中的温顶部料流供入冷分离器50中。因此，热分离器与加氢操作反应器12下游连通。温分离器与加氢操作反应器12和热分离器30下游连通且冷分离器与加氢操作反应器12、热分离器30和温分离器40下游连通。热分离器30、温分离器40和冷分离器50用于降低加氢操作流出物的温度，同时将气体与液体分离。
分离器热加氢操作管线34中的分离器热加氢操作流出物流可以在200-500℃的温度和热分离器30的压力下。分离器温加氢操作管线44中的温加氢操作流出物流可以在170-400℃的温度和温分离器30的压力下。分离器冷加氢操作管线54中的冷加氢操作流出物流可以在不大于100℃的温度和冷分离器30的压力下。
另外，氢气可在加氢操作段10内再循环。特别地，冷分离器顶部管线58中的顶部料流可由冷分离器50得到。可将顶部料流中的氢气可通过与贫胺料流24接触而清洁并作为管线26中的顶部料流而由循环气体洗涤器29得到。可将管线26中的顶部料流送入循环气体压缩机28中以提供给加氢操作反应器12循环氢气流22。
分离段还可任选包含热闪蒸罐60、温闪蒸罐70和冷闪蒸罐80。热闪蒸罐60可接收分离器热加氢操作管线34中来自热分离器30的分离器热加氢操作流出物流，所以与热分离器30和加氢操作反应器12下游连通。热闪蒸罐60将分离器热加氢操作管线34中较低压力的热加氢操作流出物流闪蒸以将闪蒸热加氢操作管线64中的液体闪蒸热加氢操作料流与热闪蒸顶部管线68中的蒸气热闪蒸料流分离。闪蒸热加氢操作管线64中的热加氢操作流出物流在200-500℃的的温度和350-6200kPa的压力下，这代表热闪蒸罐60中的条件。
温闪蒸罐70可接收分离器温加氢操作管线44中来自温分离器40的分离器温加氢操作流出物流。此外，可将热闪蒸顶部管线68中来自热闪蒸罐60的蒸气热闪蒸料流冷却并供入温闪蒸罐70中。因此，温闪蒸罐与热闪蒸罐60、温分离器40、热分离器30和加氢操作反应器12下游连通。温闪蒸罐70在较低压力下将分离器温加氢操作管线44中的温加氢操作流出物流和热闪蒸顶部管线68中的蒸气热闪蒸料流闪蒸以将温闪蒸加氢操作管线74中的液体闪蒸温加氢操作料流与温闪蒸顶部管线78中的蒸气温闪蒸料流分离，后者在冷却以后可输送至冷闪蒸罐80中。闪蒸温加氢操作管线74中的温加氢操作流出物流在170-400℃的温度和350-6200kPa的压力下，这代表温闪蒸罐70中的条件。
冷闪蒸罐80可接收分离器冷加氢操作管线54中来自冷分离器50的分离器冷加氢操作流出物流。此外，可将温闪蒸顶部管线78中来自温闪蒸罐70的蒸气温闪蒸料流冷却并供入冷闪蒸罐80中。因此，冷闪蒸罐80与冷分离器50、温分离器40、热分离器30、热闪蒸罐60、温闪蒸罐70和加氢操作反应器12下游连通。冷闪蒸罐80将分离器冷加氢操作管线54中的冷加氢操作流出物流和温闪蒸顶部管线78中的蒸气温闪蒸料流闪蒸以将闪蒸冷加氢操作管线84中的液体闪蒸冷加氢操作料流与冷闪蒸顶部管线88中的包含通常气态烃的蒸气冷闪蒸料流分离。热闪蒸罐60、温闪蒸罐70和冷闪蒸罐80用于降低加氢操作流出物的压力，同时将气体与液体分离。预期可省去一个或所有闪蒸罐60、70、80，使得分离器加氢操作流出物流34、44和54可直接送入分馏段100中。闪蒸冷加氢操作管线84中的冷加氢操作流出物流在不大于100℃的温度和350-6200kPa的压力下，这代表冷闪蒸罐80中的条件。
在一个方面中，冷加氢操作流出物流可为分离器冷加氢操作管线54中的分离器冷加氢操作流出物流，温加氢操作流出物流可为分离器温加氢操作管线44中的分离器温加氢操作流出物流且热加氢操作流出物流可为分离器热加氢操作管线34中的分离器热加氢操作流出物流，但预期这些料流的其它来源。在另一方面中，冷加氢操作流出物流可为闪蒸冷加氢操作管线84中的冷闪蒸加氢操作流出物流，温加氢操作流出物流可为闪蒸温加氢操作管线74中的温闪蒸加氢操作流出物流，且热加氢操作流出物流可为闪蒸热加氢操作管线64中的热闪蒸加氢操作流出物流。可将含水料流从闪蒸罐60、70或80中的每一个以及冷分离器50中的进料斗中除去。
在图1的实施方案中，分馏段100可包含冷汽提塔110、脱丁烷塔140、热汽提塔150和产物分馏塔170。根据该实施方案，分馏段100使用两个分开的汽提塔110和150。冷汽提塔110将冷加氢操作流出物流汽提，且热汽提塔150将热加氢操作流出物流和温加氢操作流出物流汽提。冷汽提塔110与加氢操作反应器12、冷分离器50和/或冷闪蒸罐80下游连通以将较冷加氢操作流出物流汽提，所述较冷加氢操作流出物流为加氢操作流出物管线16中的加氢操作流出物流的一部分。热汽提塔150与加氢操作反应器12、热分离器30和/或热闪蒸罐60下游连通以将较热加氢操作流出物流汽提，所述较热加氢操作流出物流也是加氢操作流出物管线16中的加氢操作流出物流的一部分。在图1的实施方案中，热汽提塔150也与温分离器40和/或温闪蒸罐70下游连通以将较温加氢操作流出物流汽提，所述较温加氢操作流出物流也是加氢操作流出物管线16中的加氢操作流出物流的一部分。
可将一方面在冷闪蒸加氢操作管线84或分离器冷加氢操作管线54中的冷加氢操作流出物流加热并在塔的顶部附近供入冷汽提塔110中。闪蒸冷加氢操作管线84或分离器冷加氢操作管线54中的冷加氢操作流出物绕过热汽提塔150并且不与其连通。
可将包含至少一部分加氢操作流出物流的冷加氢操作流出物流在冷汽提塔110中用来自冷汽提介质管线114的为惰性气体如蒸汽的冷汽提介质汽提以提供顶部管线116中的LPG、石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷蒸气料流。可将至少一部分冷蒸气料流在接收器118中冷凝并分离。来自接收器118的净顶部管线122运送可能用于进一步处理的蒸气废气。可将冷凝管线120中来自接收器118底部的包含不稳定液体石脑油的冷凝冷顶部料流分离成在管线124中的回流至冷汽提塔110顶部的回流料流和净冷凝冷顶部料流，所述净冷凝冷顶部料流可在冷凝冷顶部管线126中输送至进一步分馏，例如在脱丁烷器140中。从冷汽提塔110底部回收的冷汽提管线112中的冷汽提料流包含在柴油沸程内沸腾的柴油并且可不经进一步分馏而用作柴油混合料。冷汽提塔110可在149℃(300°F)至260℃(500°F)的底部温度和0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的顶部压力下操作。顶部接收器118中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，且压力与冷汽提塔110顶部基本相同。
将冷凝冷顶部管线126中的不稳定石脑油供入与加氢操作反应器12和冷汽提塔110下游连通的脱丁烷塔140中。脱丁烷塔将不稳定石脑油分馏以提供管线142中的净废气流和管线144中的主要包含C4-烃的净LPG料流以及底部管线146中的主要包含C5+烃的石脑油料流。脱丁烷塔可在1034-2758kPa(表压)(150-400psig)的顶部压力和149-260℃(300-500°F)的底部温度下操作。压力应保持尽可能低以保持尽可能低的再沸器温度，同时仍容许用典型的冷却设备冷凝而不需要致冷。
可将可以在闪蒸热加氢操作管线64或分离器热加氢操作管线34中的热加氢操作流出物流供入热汽提塔150中。可将可以在闪蒸温加氢操作管线74或分离器温加氢操作管线44中的温加氢操作流出物流在其顶部以及在用于闪蒸热加氢操作管线64或分离器热加氢操作管线34中的热加氢操作流出物流的进料入口以上的位置供入热汽提塔150中。包含至少一部分液体加氢操作流出物的热加氢操作流出物流和温加氢操作流出物流都可在热汽提塔150中用来自管线152的为惰性气体如蒸汽的热汽提介质汽提以提供在顶部管线154中的柴油、石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的热蒸气料流。至少一部分热蒸气料流可在接收器中冷凝并分离。然而，在一个方面中，可将顶部管线154中的热汽提器顶部料流以在冷分离器加氢操作管线54或冷闪蒸加氢操作管线84中的冷加氢操作流出物的入口位置以下的入口位置直接供入冷汽提塔中。热汽提塔150可在160℃(320°F)至371℃(700°F)的底部温度和0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的顶部压力下操作。
加氢操作热汽提料流在热汽提管线158中产生。可将热汽提管线158中的至少一部分热汽提料流供入可为真空塔的产物分馏塔170中以在其中分馏。因此，产物分馏塔170与热汽提塔150的热汽提管线158下游连通。
与热汽提管线158下游连通的火焰加热器130可将至少一部分热汽提料流在进入产物分馏塔170中以前加热。产物分馏塔170可以不与冷汽提塔110下游连通。产物分馏塔170可将热汽提管线158中的热汽提料流用来自管线172的汽提介质如蒸汽汽提以提供几种产物流。产物流可包括顶部管线174中的轻柴油料流、管线175中来自侧馏分出口的重柴油料流、管线176中来自侧馏分出口的轻减压瓦斯油(LVGO)料流、管线177中来自侧馏分出口的重减压瓦斯油(HVGO)料流以及管线178中来自侧馏分出口的废蜡料流和管线180中的底部沥青料流。热可通过将管线175中的柴油料流、管线176中的LVGO料流和管线177中的HVGO料流冷却并将各冷却料流的一部分送回塔中而从产物分馏塔170中除去。
在一个方面中，产物分馏塔170可作为真空塔操作。因而，管线174中的顶部轻柴油料流可通过产物分馏塔170的顶部管线186上的真空系统182从产物分馏塔170中引出。真空系统可包含喷射器，所述喷射器用于在将管线184中的蒸汽料流或其它惰性气体料流通过喷射器供入时产生真空。产物分馏塔170保持在0.1-6.7kPa(a)(1-50托(a))，优选0.2-2.0kPa(a)(1.5-15托(a))的压力和300-400℃(572-752°F)的真空蒸馏温度下，产生HVGO与沥青之间454-593℃(850-1100°F)，优选482°-579℃(900-1075°F)，最优选510-552℃(950-1025°F)之间的常压等效分馏点。
在图1的实施方案中，冷汽提管线112中的冷汽提塔底部料流不经进一步分馏而直接作为柴油混合料回收。在该方法和设备中，产物分馏塔170不需要将冷汽提管线112中的冷汽提底部料流在真空下再分离。因此，用于产物分馏塔170的火焰加热器130的加热器负荷明显降低，因为仅将热汽提管线158供入产物分馏塔170和火焰加热器130中。因此，产物分馏塔170和火焰加热器130的尺寸和操作它们的成本同时都降低。
双汽提器结构的资本成本与常规单汽提器设计相比反直觉地降低。图1的双汽提器设计具有2个汽提塔110、150，而不是一个常规大汽提塔。图1的双汽提器设计不具有常压分馏塔200或相关火焰加热器198。因此，图1的双汽提器设计要求比常规单汽提器设计少22％的资本成本来建立。
图2中的实施方案使用三个汽提器，其进一步包括温汽提塔190。图2中的许多元件具有与图1中相同的结构且带有相同的各自标记数字。图2中对应于图1中的元件但具有不同结构的元件带有与图1中相同的标记数字，但用撇号符号(’)标注。
如同图1的实施方案中，将闪蒸冷加氢操作管线84或分离器冷加氢操作管线54中的冷加氢操作流出物流在冷汽提塔110中汽提，并将分离器热加氢操作管线34或闪蒸热加氢操作管线64中的热加氢操作流出物流在热汽提塔150中汽提。然而，可将可在分离器温加氢操作管线44或闪蒸温加氢操作管线74’中的温加氢操作流出物流在其顶部附近供入温汽提塔190中。可将包含至少一部分液体加氢操作流出物的温加氢操作流出物流可在温汽提塔190中用来自管线192的为惰性气体如蒸汽的温汽提介质汽提以提供在顶部管线194中的柴油、石脑油和其它气体的温蒸气料流和在温汽提管线196中的包含柴油和VGO的温汽提料流。
至少一部分温蒸气料流可在接收器中冷凝和分离。然而，在一个方面中，可将顶部管线194中的温汽提器顶部料流在分离器冷加氢操作管线54或闪蒸冷加氢操作管线84中的冷加氢操作流出物的入口位置以下的入口位置直接供入冷汽提塔110中。因此，冷汽提塔110将管线54或管线84中的冷加氢操作流出物流和顶部管线194中的蒸气温汽提器顶部料流汽提。此外，冷汽提塔110与温汽提塔的顶部管线194下游连通。
可将在温汽提管线196中从温汽提器底部取出的温汽提管线196中的温汽提料流在火焰加热器198中加热并供入与温汽提塔190下游连通的常压分馏塔200中。温汽提塔190可以以170C(338°F)至400℃(752°F)的底部温度和0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的顶部压力操作。
在该实施方案中，热汽提器150仅将分离器热加氢操作管线34或闪蒸热加氢操作管线64中的热加氢操作流出物流汽提且不接收闪蒸温加氢操作管线74’或分离器温加氢操作管线44中的温加氢操作流出物流。至少一部分热蒸气料流可在接收器中冷凝和分离。然而，在一个方面中，可将顶部管线154’中的蒸气热汽提器顶部料流在管线74’中的温加氢操作流出物的入口位置以下的入口位置直接供入温汽提塔190中。因此，温汽提塔190将管线74’中的温加氢操作流出物流和顶部管线154’中的蒸气热汽提器顶部料流汽提。此外，温汽提塔190和/或冷汽提塔110与热汽提塔的顶部管线154’下游连通。
在火焰加热器130’中加热以后，可为真空产物分馏塔的产物分馏塔170’可将热汽提管线158中的热汽提料流分馏，但热汽提料流不包含来自闪蒸温加氢操作管线74’或分离器温加氢操作管线44的温加氢操作流出物。由于柴油料流在管线112和204中回收，不需要如同图1中将柴油料流从来自产物分馏塔170’的侧馏分中引出。
将温汽提管线196中的加热温汽提料流供入与加氢操作反应器12和温汽提塔190下游连通的常压分馏塔200中。管线210中的惰性气体料流如蒸汽可用于将热供入常压分馏塔200中。常压分馏塔200将温汽提料流分馏以提供管线202中的净废气流、管线204中的净冷凝柴油料流和净底部管线206中的VGO料流，所述VOG料流可在FCC装置或加氢裂化装置中进一步加工。常压分馏塔可在7-345kPa(表压)(1-50psig)的顶部压力和260-399℃(500-750°F)的底部温度下操作。
在该实施方案中，分馏段100’中的进料加热器负荷与图1的双汽提器设计进一步降低20％。这是因为该设计消除了将温加氢操作流出物流中的VGO范围材料蒸发的需要。通过降低火焰加热器130’的进料速率，火焰加热器198和130’中所用燃料与单汽提器设计相比降低50％，并与图1的双汽提器设计中的火焰加热器130所用燃料相比降低20％。
三汽提器设计的资本成本反直觉地降低。图2的三汽提器设计具有3个汽提塔110、150、190而不是一个常规大汽提塔。图1的双汽提器设计不具有常压分馏塔200或相关火焰加热器198，但图1中的产物分馏塔170比图2的实施方案中产物分馏塔170’要求的更高。图1的实施方案中真空产物分馏塔的火焰加热器130’尺寸也比图2中更大。图2的三汽提器设计具有比常规单汽提器设计更小的常压分馏塔200和相关火焰加热器198以及比单汽提器设计和双汽提器设计所要求的更小的真空产物分馏塔170’和加热器130’。因此，图1的双汽提器设计要求比常规单汽提器设计少22％的资本成本来建立；而图2的三汽提器设计要求比常规单汽提器设计少19％的资本。
图3的实施方案显示一种方法和设备，其中将来自用于冷汽提塔的单一顶部冷凝器的回流在三个汽提塔之间分离而不是每个汽提塔都要求顶部冷凝器。图3中所示元件具有与图1和2中相同的结构，且带有相同的各自标记数字。图3为图2的替代性实施方案，其通常是相同的，不同的是将管线120中来自冷汽提塔顶部冷凝器的冷凝料流分成三个料流。可将冷凝管线120中来自接收器118底部的不稳定液体石脑油分成管线124中回流到冷汽提塔110顶部的回流料流，可在冷凝冷顶部管线126中输送以进一步如在脱丁烷器140中分馏的不稳定料流，和管线128中用于提供冷凝物以回流到温汽提塔190和热汽提塔150中的回流再循环料流。回流再循环料流提供在管线198中提供以回流到温汽提器顶部的温汽提器回流料流和在管线156中提供以回流到热汽提塔150顶部的热汽提器回流料流。因此，温汽提塔190和/或热汽提塔150与冷汽提塔110的顶部管线116下游连通。回流料流在管线124、198和156中回流到各自的汽提塔110、190、150中的流速分别可通过控制阀操纵，所述控制阀分别通过管线116、194、154’中各自的汽提器顶部料流显示的温度设置。
图4的实施方案显示一种方法和设备，其中来自冷汽提塔110的一部分底部料流回流到温汽提塔190中，且来自温汽提塔的底部料流回流到热汽提塔150中而不要求用于各个汽提塔的顶部冷凝器以提供回流。图4所示元件具有与图1和2相同的结构且带有相同的各自标记数字。图4为图2的替代性实施方案，其除以下外通常是相同的。冷汽提管线112中的一部分冷汽提料流在管线113中转向并回流到温汽提塔190的顶部。此外，温汽提管线196中的一部分温汽提料流在管线197中转向并回流到热汽提塔150的顶部。因此，温汽提塔和/或热汽提塔与冷汽提塔的冷汽提管线112下游连通且热汽提塔150与温汽提塔190的温汽提管线196下游连通。回流料流在管线124、113和197中回流到各自的汽提塔110、190、150中的流速分别可通过控制阀操纵，所述控制阀分别通过管线116、194、154’中各自的汽提器顶部料流显示的温度设置。
图5的实施方案显示一种方法和设备，其中所有汽提塔110”、150”和190”堆叠在单一汽提容器220中。图5中的许多元件具有与图2中相同的结构，且带有相同的各自标记数字。图5中对应于图2中的元件但具有不同结构的元件带有与图2中相同的标记数字，但以双撇号符号(”)标注。冷汽提塔110”和温汽提塔190”可通过可以绝缘以防止热传递的第一不可透壁222分隔。温汽提塔190”和热汽提塔150”可通过也可以绝缘以防止热传递的第二不可透壁224分隔。向各个汽提塔110”、150”和190”中供入管线84、64和74’中的各冷、热和温加氢操作流出物流并汽提以产生管线112”、158”和196”中的汽提料流。管线112”和196”必须穿透单一汽提容器220的壁。热顶部料流154”可在关于管线74’中的温加氢操作料流的入口以下由热汽提塔150”供入温汽提塔中。温顶部料流194”可在关于管线84中的冷加氢操作料流的入口以下由温汽提塔190”供入冷汽提塔中。图5中的回流配置类似于图3中的回流配置，其中来自冷顶部接收器118的冷凝料流120”提供关于所有汽提塔110”、190”和150”的回流。
图6的实施方案显示一种方法和设备，其中所有汽提塔110”、150”和190”堆叠在单一汽提容器220’中。图6中的许多元件具有与图4中相同的结构，且带有相同的各自标记数字。图6中对应于图4中的元件但具有不同结构的元件带有与图4中相同的标记数字，但以双撇号符号(”)标注。图6中的回流配置类似于图4中的回流配置，其中冷汽提管线112”中来自冷汽提塔110”的一部分冷汽提料流在管线113”中转向并回流到温汽提塔190”的顶部。此外，温汽提管线196”中的一部分温汽提料流在管线197”中转向并回流到热汽提塔150”的顶部。
图7的实施方案使用产物分馏塔170’a，但省去常压分馏塔及其相关的火焰加热器。图7中的许多元件具有与图2中相同的结构，且带有相同的各自标记数字。图7中对应于图2中的元件但具有不同结构的元件带有与图2中相同的标记数字，但以后缀(a)标注。
图7中的设备和方法除以下外与图2中相同。在图7中，产物分馏塔170’a与温汽提塔190和热汽提塔150下游连通。温汽提塔190与加氢操作反应器12下游连通。产物分馏塔170’a与来自温汽提塔190底部的温汽提管线196和来自热汽提塔150底部的热汽提管线158下游连通。温汽提料流和热汽提料流在相同分馏塔中分馏。在一个方面中，产物分馏塔170’a为在大气压力以下操作的真空分馏塔。因而，管线174中的顶部柴油料流可通过真空系统182从产物分馏塔170’a中引出，所述真空系统182可通过将管线184中的蒸汽料流或其它惰性气体料流通过产物分馏塔170’a的顶部管线186上的真空系统182中的喷射器供入而产生。火焰加热器130’与热汽提管线158中的热汽提料流下游连通。在它进入产物分馏塔170’a中以前，火焰加热器130’将热汽提料流加热。然而，火焰加热器130’未必与温汽提管线196或温汽提塔190中的温汽提料流连通。在将它在产物分馏塔170’a中分馏以前，不需要将温汽提料流在火焰加热器中加热。实际上，由于温汽提料流相对于产物分馏塔170’a的顶部是热的，中压蒸汽可由温汽提管线196上的换热器197产生。由于产物分馏塔170’a省去了图2的常压分馏塔，柴油料流可在管线175中额外地回收，其中一部分冷却并泵送返回产物分馏塔170’a中。
产物分馏塔170’a不与冷汽提塔110连通。而是，冷汽提管线112中的冷汽提料流可作为柴油料流从冷汽提塔110底部回收，其可不经进一步分馏而作为柴油混合料回收。将净冷顶部管线126中的冷凝冷顶部料流在脱丁烷塔140中分馏以将底部管线146中的主要包含C5+烃的石脑油料流与管线144中的主要包含C4-的净LPG料流分离。
图7的省去常压分馏塔的实施方案具有比具有单汽提塔设计的常规装置少31％的资本成本和少47％的操作成本。
图8的实施方案使用产物分馏塔170’a并省去如图7中的常压分馏塔，而是使用单一汽提塔230。图8中的许多元件具有与图7中相同的结构，且带有相同的各自标记数字。图8中对应于图7中的元件但具有不同结构的元件带有与图7中相同的标记数字，但以后缀(b)标注。
图8中的设备和方法除以下外与图7中相同。在图8中，单一汽提塔230接收管线84中的冷加氢操作流出物流、在管线84的入口以下的入口位置处接收管线74’中的温加氢操作流出物流以及在管线74’的入口以下的入口位置处接收管线64中的热加氢操作流出物流。将冷加氢操作流出物流、温加氢操作流出物流和热加氢操作流出物流用在管线232中提供的惰性气体如蒸汽汽提以由相同的单一汽提塔230提供冷汽提管线112b中的冷汽提料流和热汽提管线158b中的热汽提料流。
石脑油、LPG、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的顶部蒸气料流在顶部管线236中提供。至少一部分冷蒸气料流可在接收器228中冷凝和分离。来自接收器228的净顶部管线238运送可能用于进一步处理的蒸气废气。冷凝管线240中来自接收器228底部的包含石脑油和LPG的冷凝冷顶部料流可分离成管线234中回流到单一汽提塔230顶部的回流料流和冷汽提管线112b中的包含冷汽提料流的净冷凝冷顶部料流。
可将冷汽提管线112b中的冷汽提料流输送至脱丁烷器140b中用于分馏以将管线144中主要包含C4-的净LPG料流与底部管线146中主要包含C5+烃的石脑油料流分离。冷汽提管线112b与单一汽提塔230下游连通且脱丁烷塔140b与冷汽提管线112b下游连通。
产物分馏塔170’a与来自单一汽提塔230底部的热汽提管线158b直接下游连通。因此，将热汽提管线158b中来自汽提塔230底部的所有热汽提料流供入产物分馏塔170’a中。产物分馏塔170’a在大气压力以下操作，所以喷射器可如先前所解释的在顶部管线186上用于在产物分馏塔的顶部管线上引起真空。
在该实施方案中，温汽提管线未必由单一汽提塔230提供。热汽提管线158b与单一汽提塔230下游连通。在进入产物分馏塔170’a中以前将热汽提管线158b中的热汽提料流在火焰加热器130’中加热。产物分馏塔如先前关于图2和7所述在真空下将热汽提管线158b中的热汽提料流分馏。
具体实施方案
尽管连同具体实施方案描述了下文，应当理解该描述意欲阐述且不限制前述说明和所附权利要求书的范围。
本发明第一实施方案为加氢操作方法，所述方法包括：将烃进料流在加氢操作反应器中加氢操作以提供加氢操作流出物流；将加氢操作流出物流在汽提塔中汽提；提供冷汽提料流和热汽提料流；将热汽提料流在真空产物分馏塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括由相同汽提塔提供冷汽提料流和热汽提料流。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将所有热汽提料流供入大气压力以下的真空产物分馏塔中。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将热汽提料流直接输送至真空分馏塔中。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流和从冷汽提塔的底部回收冷汽提料流作为柴油料流。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将冷凝冷顶部料流在脱丁烷塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流和将温汽提料流在真空分馏塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将热汽提塔的顶部料流在温汽提塔中汽提。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在分馏温汽提料流和热汽提料流以前将热汽提料流在火焰加热器中加热但不将温汽提料流在火焰加热器中加热。本发明一个实施方案为直到该段中第一实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中加氢操作反应器为淤浆加氢裂化反应器。
本发明第二实施方案为淤浆加氢裂化方法，所述方法包括：将烃进料流在淤浆加氢裂化反应器中淤浆裂化以提供加氢操作流出物流；将加氢操作流出物流在汽提塔中汽提；提供冷汽提料流和热汽提料流；将热汽提料流在真空产物分馏塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第二实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括由相同汽提塔提供冷汽提料流和热汽提料流。本发明一个实施方案为直到该段中第二实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流和将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流。本发明一个实施方案为直到该段中第二实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将温汽提料流和热汽提料流在大气压力以下的真空分馏塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第二实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流。本发明一个实施方案为直到该段中第二实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括从冷汽提塔的底部回收冷汽提料流作为柴油料流。
本发明第三实施方案为淤浆加氢裂化方法，所述方法包括：将烃进料流在淤浆加氢裂化反应器中淤浆裂化以提供加氢操作流出物流；将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流；将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流；将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流；将温汽提料流和热汽提料流在相同分馏塔中分馏。本发明一个实施方案为直到该段中第三实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括来自冷汽提塔的底部的冷汽提料流作为柴油料流。本发明一个实施方案为直到该段中第三实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在分馏温汽提料流和热汽提料流以前将热汽提料流在火焰加热器中加热但不将温汽提料流在火焰加热器中加热。
本发明第四实施方案为用于加氢操作的设备，所述设备包含：加氢操作反应器；与加氢操作反应器连通的汽提塔；和借助热汽提管线与汽提塔直接连通的真空产物分馏塔。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与汽提塔连通的冷汽提管线。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与冷汽提管线连通的脱丁烷塔。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中汽提塔为热汽提塔且进一步包含与加氢操作反应器连通的温汽提塔且温汽提管线与温汽提塔连通。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与加氢操作反应器连通的冷汽提塔且脱丁烷塔与来自冷汽提塔的净冷顶部管线连通。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与加氢操作反应器连通的温分离器且温汽提塔与温分离器连通；与加氢操作反应器连通的热分离器且热汽提塔与热分离器连通。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与加氢操作反应器连通的冷分离器且冷汽提塔与冷分离器连通。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中加氢操作反应器为淤浆加氢裂化反应器。本发明一个实施方案为直到该段中第四实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与加氢操作反应器连通的热分离器且真空产物分馏塔与热分离器连通。
本发明第五实施方案为用于淤浆裂化的设备，所述设备包含：淤浆加氢裂化反应器；与淤浆加氢裂化反应器连通的热汽提塔；和与淤浆加氢裂化反应器连通的温汽提塔；与温汽提管线和热汽提管线连通的产物分馏塔，与热汽提塔连通的热汽提管线和与汽提塔连通的温汽提管线。本发明一个实施方案为直到该段中第五实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中产物分馏塔为真空塔。本发明一个实施方案为直到该段中第五实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含在产物分馏塔的顶部管线处用于抽真空的喷射器。本发明一个实施方案为直到该段中第五实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与冷汽提塔连通的冷汽提管线。本发明一个实施方案为直到该段中第五实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与加氢操作反应器连通的冷汽提塔且脱丁烷塔与来自冷汽提塔的净冷顶部管线连通。本发明一个实施方案为直到该段中第五实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含与淤浆加氢裂化反应器连通的温分离器且温汽提塔与温分离器连通；与淤浆加氢裂化反应器连通的热分离器且热汽提塔与热分离器连通。
本发明第六实施方案为用于加氢操作的设备，所述设备包含：加氢操作反应器；与加氢操作反应器连通的温汽提塔；与加氢操作反应器连通的热汽提塔；和与温汽提塔和热汽提塔连通的产物分馏塔。本发明一个实施方案为直到该段中第六实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中加氢操作反应器为淤浆加氢裂化反应器。本发明一个实施方案为直到该段中第六实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含在产物分馏塔的顶部用于抽真空的喷射器。本发明一个实施方案为直到该段中第六实施方案的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包含冷汽提塔且产物分馏塔不与冷汽提塔连通。
在没有进一步描述的情况下，相信本领域技术人员可使用先前的描述，最完整程度地使用本发明并且容易确定本发明的基本特征而不偏离其精神和范围，以作出本发明的各种变化和改进并使它适于各种用途和条件。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的，且不以任何方式限制公开内容的其余部分，并且意欲涵盖包括在所附权利要求书范围内的各种改进和等价配置。
在前文中，除非另有指出，所有温度以℃描述，所有份和百分数为重量计。

Claims (10)

1.加氢操作方法，其包括：
将烃进料流在加氢操作反应器中加氢操作以提供加氢操作流出物流；
将加氢操作流出物流在汽提塔中汽提；
提供冷汽提料流和热汽提料流；
将热汽提料流在真空产物分馏塔中分馏。
2.根据权利要求1的加氢操作方法，其中所述加氢操作反应器为淤浆加氢裂化反应器。
3.根据权利要求2的加氢操作方法，其进一步包括：
将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流；
将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流；
将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流；
将所述温汽提料流和所述热汽提料流在相同分馏塔中分馏.
由相同汽提塔提供所述冷汽提料流和所述热汽提料流。
4.根据权利要求1的加氢操作方法，其进一步包括将较热加氢操作流出物流在热汽提塔中汽提以提供所述热汽提料流。
5.根据权利要求4的加氢操作方法，其进一步包括将较冷加氢操作流出物流在冷汽提塔中汽提以提供所述冷汽提料流和从冷汽提塔的底部回收冷汽提料流作为柴油料流。
6.根据权利要求5的加氢操作方法，其进一步包括将冷凝冷顶部料流在脱丁烷塔中分馏。
7.根据权利要求1的加氢操作方法，其进一步包括将较温加氢操作流出物流在温汽提塔中汽提以提供温汽提料流和将所述温汽提料流在所述真空分馏塔中分馏。
8.根据权利要求7的加氢操作方法，其进一步包括将所述热汽提塔的顶部料流在所述温汽提塔中汽提。
9.用于加氢操作的设备，其包含：
加氢操作反应器；
与所述加氢操作反应器连通的汽提塔；和
借助热汽提管线与汽提塔直接连通的真空产物分馏塔。
10.根据权利要求9的设备，其中所述汽提塔为热汽提塔，且进一步包含与所述加氢操作反应器连通的温汽提塔且所述温汽提管线与所述温汽提塔连通。
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