CN105051163B - 渣油加氢裂化和加氢处理的集成 - Google Patents

Abstract

公开了一种用于改质渣油烃的方法。所述方法可以包括：使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触；从第一沸腾床加氢转化反应器系统回收第一流出物；使减压渣油馏分溶剂脱沥青以产生脱沥青油馏分和沥青馏分；使脱沥青油馏分和氢与第二加氢转化催化剂在第二加氢转化反应器系统中接触；从第二加氢转化反应器系统回收第二流出物；和在公共分馏系统中分馏来自第一沸腾床加氢转化反应器系统的第一流出物和来自第二加氢转化反应器系统的第二流出物以回收一种或多种烃馏分和减压渣油馏分。

Description

渣油加氢裂化和加氢处理的集成

相关申请的交叉引用

本申请依据35U.S.C.§119(e)要求2013年3月14日提交的美国临时申请序列号61/784,568的优先权，本申请在此通过参考全文引入。

技术领域

本文公开的实施方案总体上涉及加氢转化方法，包括加氢裂化渣油和其它重质烃馏分的方法。更具体地说，本文中公开的实施方案涉及渣油烃原料的加氢裂化、在单独的渣油加氢处理单元中处理所得的加氢裂化的渣油烃，和在单独的渣油加氢裂化单元中处理来自加氢处理单元的产物。

背景技术

随着全世界对汽油和其它轻质精炼产品的需求稳定增长，对于将高沸点化合物转化为较低沸点的化合物已有明显的趋势。为了满足对增加的馏出燃料日益增加的需求，精炼人员已经研究出各种反应器，例如加氢裂化反应器、渣油脱硫单元(RDS)和溶剂脱沥青(SDA)单元，以将渣油、减压蜡油(VGO)和其它重油原料转化为航空燃料和柴油燃料。

已经开发了对重质原料表现出优异的馏出物选择性、合理的转化活性和稳定性的催化剂。然而，通过各种方法可得到的转化率有限。例如，RDS单元单独可从高硫渣油产生1wt％硫的燃料，但是转化率通常限于约35％至40％。其它方法提出利用SDA单元将渣油进料溶剂脱沥青并只在渣油加氢裂化单元(RHU)中处理脱沥青油。此外，其它方法提出在SDA单元中处理来自RHU的未转化的减压渣油并将脱沥青油(DAO)再循环回到RHU的前端。仍有其它方法提出在RHU中直接处理SDA沥青。虽然如此，仍然需要实现高的烃转化率和硫去除率的经济方法。

发明内容

在一个方面，本文中公开的实施方案涉及一种改质渣油烃的方法。所述方法可以包括以下步骤：使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触；回收来自第一沸腾床加氢转化反应器系统的第一流出物；使第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂在第二加氢转化反应器系统中接触；回收来自第二加氢转化反应器系统的第二流出物；使第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂在第二沸腾床加氢转化反应器系统中接触；回收来自第二沸腾床加氢转化反应器系统的第三流出物；和分馏来自第二沸腾床加氢转化反应器系统的第三流出物以回收一种或多种烃馏分。

在另一个方面，本文中公开的实施方案涉及一种用于改质渣油烃的系统。所述系统可以包括如下：第一沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；第二加氢转化反应器系统，用于使第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂接触以产生第二流出物；第二沸腾床加氢转化反应器系统，用于使第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂接触以产生第三流出物；和分馏单元，用于分馏第三流出物以回收一种或多种烃馏分和减压渣油馏分。

在另一个方面，本文中公开的实施方案涉及一种用于改质渣油烃的方法。所述方法可以包括以下步骤：使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触；回收来自第一沸腾床加氢转化反应器系统的第一流出物；使第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂在第二加氢转化反应器系统中接触；回收来自第二加氢转化反应器系统的第二流出物；使第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂在第三加氢转化反应器系统中接触；回收来自第三加氢转化反应器系统的第三流出物；组合第二流出物和第三流出物以形成组合的进料；将组合的进料进料至分离器以产生蒸气馏分和液体馏分；在第一分馏系统中分馏液体馏分以回收减压渣油馏分；使蒸气馏分与第四加氢转化催化剂在第四加氢转化反应器系统中接触；回收来自第三加氢转化反应器系统的第四流出物；在第二分馏系统中分馏第四流出物以回收一种或多种烃馏分。

在另一个方面，本文中公开的实施方案涉及一种用于改质渣油烃的系统。所述系统可以包括如下：第一沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；第二加氢转化反应器系统，用于使第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂接触以产生第二流出物；第二沸腾床加氢转化反应器系统，用于使第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂接触以产生第三流出物；和分离器，用于分离第二流出物和第三流出物的组合的馏分以回收液体馏分和蒸气馏分；分馏单元，用于分馏所述液体以回收减压渣油馏分；第四加氢转化反应器系统，用于使蒸气馏分与第四加氢转化催化剂接触以产生第四流出物；和分馏单元，用于分馏第四流出物以回收一种或多种烃馏分。

其它方面和优点从以下的描述和所附的权利要求书中将是显而易见的。

附图说明

图1为根据本文中公开的实施方案的改质渣油烃原料的方法的简化工艺流程图。

图2为根据本文中公开的实施方案的改质渣油烃原料的方法的简化工艺流程图。

图3为根据本文中公开的实施方案的改质渣油烃原料的方法使用集成的加氢处理反应器系统的方法的简化工艺流程图。

图4为根据本文中公开的实施方案的改质渣油烃原料的方法使用集成的加氢处理反应器系统的方法的简化工艺流程图。

具体实施方式

在一个方面，本文的实施方案总体上涉及加氢转化方法，包括加氢裂化渣油和其它重质烃馏分的方法。更具体地说，本文中公开的实施方案涉及加氢裂化渣油烃原料、加氢处理经加氢裂化的渣油烃、在单独的渣油加氢裂化单元中处理所得的加氢裂化的产物，和在单独的渣油加氢裂化单元中处理来自溶剂脱沥青的沥青。

本文中公开的加氢转化方法可以用于在升高的温度和压力条件下在氢和一种或多种加氢转化催化剂存在下使渣油烃原料反应，以将所述原料转化为污染物(例如硫和/或氮)水平降低的较低分子量产物。加氢转化方法可以包括例如加氢、脱硫、脱氮、裂化、转化、脱金属和金属去除、康氏残炭(CCR)或沥青质去除等。

如本文所用的，指称渣油烃的渣油烃馏分等术语被定义为沸点或沸程高于约340℃的烃馏分，但是也可以包括全重质原油处理。可以用于本文中公开的方法的渣油烃原料可以包括各种精炼和其它烃物流，例如石油常压或减压渣油、脱沥青油、脱沥青的沥青(deasphalter pitch)、加氢裂化常压塔或减压塔塔底物、直馏减压蜡油、加氢裂化减压蜡油、流体催化裂化(FCC)淤浆油、来自沸腾床加氢裂化工艺的减压蜡油、页岩成油、煤成油、焦油砂沥青、妥尔油、生物来源的原油、黑油以及其它类似烃物流、或这些的组合，其各自可以是直馏、过程衍生、加氢裂化、部分脱硫和/或部分脱金属的物流。在一些实施方案中，渣油烃馏分可以包括标准沸点为至少480℃、至少524℃或至少565℃的烃。

现在参照图1，渣油烃馏分(渣油)10和氢21可以进料至沸腾床反应器系统42，所述沸腾床反应器系统42可以包括一个或多个串联或并联设置的沸腾床反应器，其中所述烃和氢与加氢转化催化剂接触，以使至少一部分渣油与氢反应以形成轻质烃、将渣油中包含的金属脱去、除去康氏残炭或以其它方式将所述渣油转化为有用的产物。尽管作为单一反应器序列(train)给出，渣油烃馏分(渣油)10可以在多个并联的反应器序列中处理。在一些实施方案中，多个反应器序列包括并联序列共有的段例如但不限于分馏、催化剂处理和回收段。进料至沸腾床反应器系统42的渣油烃馏分(渣油)10可以经由利用流量控制运行的缓冲罐来控制。

在一些实施方案中，渣油烃馏分(渣油)10可以预热。预热可以经由换热利用来自常压或减压分馏系统的各种物流(侧馏分)来完成。渣油烃馏分(渣油)10还可以利用炉子或任何已知的进料/流出物换热设备加热以向沸腾床反应器42提供希望的进料入口温度。

在一些实施方案中，氢21可以为富含氢的气体物流，所述气体物流可以为具有补充氢的净化的再循环物流。氢21可以在与渣油烃馏分(渣油)10混合之前预热。

沸腾床反应器42中的反应器可以在约380℃至约450℃的温度、约70巴绝压至约170巴绝压的氢分压、和约0.2h^-1至约2.0h^-1的液时空速(LHSV)下运行。在所述沸腾床反应器内，催化剂可以是返混的并通过液体产物的再循环保持无规运动。这可以通过首先分离再循环油与气态产物而实现。所述油然后可以通过外部的泵再循环，或如示出的，通过安装在反应器底盘中的具有叶轮的泵进行再循环。

取决于所处理的原料，在沸腾床反应器系统42中的目标转化率可以在约30wt％至约50wt％。在任何情况下，目标转化率应该保持在低于沉积物形成变得过多并从而阻止运行连续性的水平。除了渣油烃转化为轻质烃之外，硫去除率可以在约40wt％至约65wt％，金属去除率可以在约50wt％至80wt％，和康式残碳(CCR)去除率可以在约30wt％至约60wt％。

反应器严苛度可以定义为装载在一个或多个沸腾床加氢裂化反应器中的催化剂以华氏度计的催化剂平均温度乘以沸腾床加氢裂化反应器以巴绝压计的平均氢分压并除以沸腾床加氢裂化反应器中的LHSV。所述沸腾床反应器系统42的反应器严苛度可以在约105,000°F·巴绝压·小时至约446,000°F·巴绝压·小时。

在沸腾床反应器系统42中转化之后，部分转化的烃44可以在固定床反应器系统12中利用氢23被处理，如所示出的。在一些实施方案中，固定床反应器系统12可以包括多于一个并联或串联的反应器。在固定床反应器系统12中，除了其它变量外，所使用的反应器数量可以取决于进料速率、总目标渣油转化水平和在沸腾床反应器系统42中获得的转化水平。在一些实施方案中，一个或两个反应器可以用于固定床反应器系统12。在一些实施方案中，氢23可以为来自固定床反应器系统12的冷和暖的再循环气体的组合。在一些实施方案中，固定床反应器系统12包括加氢处理催化剂。在其它实施方案中，固定床反应器系统12包括加氢脱金属催化剂。

取决于所处理的原料，在固定床反应器系统12中的目标转化率可以在约50wt％至约55wt％。在任何情况下，目标转化率应该保持在低于沉积物形成变得过多并从而阻止运行连续性的水平。除了渣油烃转化为轻质烃之外，硫去除率可以在约85wt％至约87wt％，金属去除率可以在约50wt％至80wt％，和康式残碳(CCR)去除率可以在约65wt％至约70wt％。

在固定床反应器系统12中转化之后，部分转化的烃可以作为混合的蒸气/液体流出物和进料至加氢裂化反应器系统20的氢25一起经由流送管线14回收，所述加氢裂化反应器系统20可以包括一个或多个串联或并联设置的加氢裂化反应器。在加氢裂化反应器系统20中，部分转化的烃14可以在约70巴绝压至约180巴绝压的氢分压、约390℃至约460℃的温度和约0.1h^-1至约2.0h^-1的LHSV下在催化剂存在下加氢裂化。在一些实施方案中，加氢裂化反应器系统20中的运行条件可以相似于上文对于沸腾床反应器系统42所述的那些。在其它实施方案中，例如，当加氢裂化反应器系统20包括一个或多个沸腾床反应器时，所述沸腾床反应器可以在比反应器系统42中的那些更高的严苛度条件下运行，更高的严苛度指的是更高的温度、更高的压力、较低的空速或它们的组合。

除了其它变量外，加氢裂化反应器系统20中所使用的反应器的数量可以取决于进料速率、总目标渣油转化水平和在沸腾床反应器系统42中获得的转化水平和固定床反应器12。在一些实施方案中，一个或两个加氢裂化反应器可以用于加氢裂化反应器系统20。对于加氢裂化反应器系统20，反应器严苛度可以约215,000°F·巴绝压·小时至约755,000°F·巴绝压·小时。

在加氢裂化反应器系统20中转化之后，部分转化的烃可以作为混合的蒸气/液体流出物经由流送管线27回收和进料至分馏系统46以回收一种或多种烃馏分。如所示的，分馏系统46可以用于回收含轻质烃气体和硫化氢(H₂S)的尾气48、轻石脑油馏分50、重石脑油馏分52、煤油馏分54、柴油馏分56、轻质减压蜡油馏分58、重质蜡油馏分60和减压渣油馏分62。

分馏系统46可以包括例如分离流出蒸气与流出液体的高压高温(HP/HT)分离器。可以将分离的蒸气按路径传递通过气体冷却、纯化和再循环气体压缩，或可以单独地或与外来的馏出物和/或在加氢裂化过程中产生的馏出物组合，首先通过集成的加氢处理反应器系统(IHRS)处理，和然后按路径传递用于气体冷却、纯化和压缩，所述集成的加氢处理反应器系统可以包括一个或多个额外的加氢转化反应器。

分馏系统也可以包括高压中温(HP/MT)分离器和高压低温(HP/LT)分离器。来自HP/HT分离器的蒸气可以通过预热再循环氢气体和进料油或通过在进入HP/MT分离器之前产生高压蒸汽来冷却。来自HP/MT分离器的蒸气可以与洗涤水混合以防止铵盐升华和然后空气冷却。调节洗涤水的量以限制流出水中铵盐的浓度。在空气冷却后，三相混合物进入HP/LT分离器，所述HP/LT分离器将所述混合物分离为蒸气、液体和水相。闪蒸回收的酸性水并将其按路径传递至界区(battery limit)。处理蒸气以去除硫化氢(H₂S)。

可以使从HP/HT分离器分离的液体与从气体冷却和纯化段回收的其它馏出产物一起被闪蒸并按路径传递至常压蒸馏系统。然后，可以使常压塔塔底物例如初始沸点为至少约340℃(例如初始沸点为约340℃至约427℃)的烃通过减压蒸馏系统进一步处理以回收减压馏出物。

常压蒸馏系统可以包括加热进料的常压塔进料炉。还可以将进料汽提除去H₂S以将所述塔塔底物的H₂S含量减少至小于10wppm。常压塔还可以包括冷凝水和分离烃液体和未冷凝的蒸气的常压回流罐。将冷凝的烃液体返回至常压塔。可以将煤油的侧馏分分流为上部循环回流和煤油汽提塔进料。在轻馏分回收段中，上部循环回流可以使石脑油分流器再沸。使来自煤油汽提塔的塔顶馏出气体返回至常压塔和塔底物作为煤油产物泵送至界区外(off-site battery limit,OSBL)。可以将柴油的侧馏分分流为下部循环回流和柴油汽提塔进料。在返回至常压塔之前，在轻馏分回收段中，下部循环回流可以使石脑油稳定塔再沸。柴油汽提塔塔顶馏出物返回至常压塔和塔底物作为柴油产物泵送至OSBL。

使常压塔底物下降至减压条件和进入减压蒸馏系统的减压塔的进料闪蒸区。在减压塔闪蒸区中，将进料分离为蒸气和液体。

然后，在例如通过直接换热或将一部分渣油烃进料直接注入减压塔塔底产物冷却后，可以使减压塔塔底产物例如初始沸点为至少约480℃(例如初始沸点为约480℃至约565℃)的烃按路径传递至槽。一部分减压塔塔底产物可以返回至减压塔以急冷塔底液体。可以冷却减压塔塔顶馏出物使得烃液体与水分离，水泵送至OSBL。

轻馏分回收段包括石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔作为塔顶馏出物去除C4-物料，用于在吸收塔中进一步处理。将来自石脑油稳定塔的塔底物送至石脑油分流器以提供轻和重石脑油产品。

用于沸腾床反应器或加氢裂化反应器的催化剂可以包括用于加氢处理或加氢裂化烃原料的加氢转化过程的任何催化剂。加氢处理催化剂例如可以包括可以用于催化烃原料加氢以增加它的氢含量和/或去除杂原子污染物的任何催化剂组合物。加氢裂化催化剂例如可以包括可以用于催化氢加成至大或复杂的烃分子以及使该分子裂化以获得较小、较低分子量分子的任何催化剂组合物。

因为渣油烃馏分(渣油)10的有机金属化合物含量可以变化，可以使用图1示出的方法的替代实施方案。当渣油10中有机金属化合物的含量超过约75至约100ppm时，可以使用给出的沸腾床反应器系统42在固定床反应器12之前的图1的工艺流程图。可以使补充催化剂持续进料至沸腾床反应器系统42，而不必使过程停止。沸腾床反应器系统42可以包括脱金属催化剂和固定床反应器可以包括加氢处理催化剂。

当渣油烃馏分(渣油)10的有机金属化合物的含量在约50至约75ppm变化时，可以使用图2的工艺流程图。在该替代的实施方案中，可以将固定床反应器12置于沸腾床反应器系统42之前。固定床反应器12可以包括加氢脱金属催化剂。可以在低的催化剂补充率下使脱金属和部分脱硫的物流14进料至加氢裂化反应器系统20用于进一步加氢裂化和杂原子去除。固定床反应器12可以以上流式模式运行。当加氢脱金属催化剂失活时，渣油10可以旁通固定床反应器12和进入沸腾床反应器系统42。沸腾床反应器系统42不会停止运转且固定床反应器12可以卸载和重载新鲜催化剂。然后，部分转化的烃44与氢25组合和进料至加氢裂化反应器系统20，如上所示。

配管和装设阀门可以用于提供固定床反应器12和沸腾床反应器系统42的灵活设置，即固定床反应器12在沸腾床反应器系统42之前或沸腾床反应器系统42在固定床反应器12和关联的下游设备之前。这些灵活设置提供使用相同的设备的同时改变渣油烃馏分(渣油)10进料。多个图间的具有相同编号的物流和设备可认为是相同的。

在一些实施方案中，来自加氢裂化反应器系统20、沸腾床反应器系统42或固定床反应器系统12的流出物可以在进入分馏系统46之前通过集成的加氢处理反应器系统(IHRS)处理。IHRS为在线固定床加氢处理系统，其利用位于沸腾床加氢处理反应器和下游IHRS之间的上游高压/高温蒸气/液体(HP/HT V/L)分离器。所述分离器允许所述HP/HT V/L分离器的液体流出物中未转化的渣油与沸点低于约1000°F标准沸点的塔顶馏出蒸气产物之间的分离，其可以提供用于进一步加氢处理或加氢裂化在上游沸腾床反应器中通过渣油裂化形成的蜡油、柴油和石脑油馏分的较低成本途径。

图3和4说明了IHRS的两个实施方案和描述如下，然而，如果可能，其它实施方案对于本领域技术人员而言是显然的。图3说明了一个实施方案，其中IHRS安装在通过混合从沸腾床反应器系统42经由流送管线44回收的部分转化的烃和从加氢裂化反应器系统20经由流送管线27回收的部分转化的烃得到的共混物流的下游。图4说明了一个实施方案，其中IHRS安装在沸腾床加氢处理反应器20的下游。

如在图3中所示，分别来自沸腾床加氢处理反应器42和加氢裂化反应器系统20的流出物物流44和27可以在换热器(未显示)中冷却并进料至HP/HT V/L分离器61，其中可以将包括沸点低于约1000°F标准沸点的轻质产物和馏出物的蒸气物流和包括未转化渣油的液体物流分离并在下游设备中单独处理。蒸气物流67可以进料至固定床加氢处理反应器66以进行加氢处理、加氢裂化或它们的组合。来自IHRS固定床反应器系统66的流出物物流68进料至分馏系统46，所述分馏系统46回收尾气物流48、轻质加氢处理或加氢裂化石脑油物流50、重质加氢处理或加氢裂化石脑油物流52、加氢处理或加氢裂化煤油物流54、加氢处理或加氢裂化柴油物流56，如上所述。液体物流63可以在换热器(未显示)中冷却和在压力下降系统(未显示)中减压，然后进料至减压分馏系统72，所述分馏系统72回收轻质加氢处理或加氢裂化VGO物流58、重质加氢处理或加氢裂化VGO物流60和未转化的减压渣油物流62。在一些实施方案中，减压塔塔底产物物流例如初始沸点为至少约480℃(例如初始沸点为约480℃至约565℃)的烃可以在例如通过直接换热或将一部分渣油烃进料直接注入减压塔塔底产物冷却之后按路径传递至槽。

如图4所示，来自沸腾床反应器系统20的流出物物流27可以在换热器(未显示)中冷却和进料至HP/HT V/L分离器161，其中可以将包括沸点低于约1000°F标准沸点的轻产物和馏出物的蒸气物流和包括未转化渣油的液体物流分离并在下游设备中单独处理。蒸气物流167进料至固定床加氢处理反应器166以进行加氢处理、加氢裂化或它们的组合。来自IHRS固定床反应器系统166的流出物物流168可以进料至常压分馏系统146，所述常压分馏系统146回收尾气物流26、轻质加氢处理或加氢裂化石脑油物流28、重质加氢处理或加氢裂化石脑油物流30、加氢处理或加氢裂化煤油物流32、加氢处理或加氢裂化柴油物流34。液体物流163在换热器(未显示)中冷却和在压力下降系统(未显示)中减压并可以进料至减压分馏系统172，所述减压分馏系统172回收轻质加氢处理或加氢裂化VGO物流36、重质加氢处理或加氢裂化VGO物流38和未转化的减压渣油物流40。在一些实施方案中，减压塔塔底产物物流例如初始沸点为至少约480℃(例如初始沸点为约480℃约565℃)的烃然后可以在例如通过直接换热或将一部分渣油烃进料直接注入减压塔塔底产物冷却之后按路径传递至槽。

用于根据本文中公开的实施方案的加氢转化方法的加氢转化催化剂组合物是本领域技术人员公知的，和一些可从W.R.Grace&Co.、Criterion Catalysts&Technologies和Albemarle等商购。适合的加氢转化催化剂可以包含选自元素周期表4-12族的一种或多种元素。在一些实施方案中，根据本文中公开的实施方案的加氢转化催化剂包括以下、由以下组成或基本上由以下组成：镍、钴、钨、钼的一种或多种及它们的组合，不负载或者负载在多孔基材例如硅、铝、钛或它们的组合上。如制造商供应的或从再生过程产生的，加氢转化催化剂可以是例如金属氧化物的形式。在一些实施方案中，加氢转化催化剂可以在引入加氢裂化反应器之前预硫化和/或预处理。

可以使用的馏出物加氢处理催化剂包括选自已知提供催化加氢活性的那些元素的催化剂。通常选择选自8-10族元素和/或6族元素的至少一种金属组分。6族元素可以包括铬、钼和钨。8-10族元素可以包括铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。按每100重量份总催化剂的金属氧化物计算，所述催化剂中加氢组分的量适合范围为约0.5％至约10％重量的8-10族金属组分和约5％至约25％重量的6族金属组分，其中重量百分比是基于硫化之前所述催化剂的重量。所述催化剂中的加氢组分可以是氧化和/或硫化的形式。如果至少一种6族和至少一种8族金属组分的组合作为(混合的)氧化物存在，它将在适合用于加氢裂化之前经受硫化处理。在一些实施方案中，所述催化剂包含镍和/或钴的一种或多种组分以及钼和/或钨的一种或多种组分或铂和/或钯的一种或多种组分。含有镍和钼、镍和钨、铂和/或钯的催化剂是有用的。

可以使用的渣油加氢处理催化剂包括通常由选自6族元素(例如钼和/或钨)和8-10族元素(例如钴和/或镍)的加氢组分或它们的混合物组成的催化剂，所述加氢组分可以负载在氧化铝载体上。磷(15族)氧化物任选作为活性成分存在。典型的催化剂可以含有3至35wt％加氢组分以及氧化铝粘结剂。催化剂粒料可以是从1/32英寸至1/8英寸的尺寸范围，并且可以是球形、挤出的三叶或四叶形状。在一些实施方案中，通过催化剂区的进料首先接触用于去除金属而预先选定的催化剂，尽管也可以发生一些硫、氮和芳烃的去除。随后的催化剂层可以用于硫和氮去除，尽管也预期它们将催化金属的去除和/或裂化反应。当存在时，用于脱金属的催化剂层可以包含平均孔尺寸范围为125至225埃和孔隙容积范围为0.5-1.1cm³/g的催化剂。用于脱氮/脱硫的催化剂层可以包含平均孔尺寸范围从100至190埃与孔隙容积为0.5-1.1cm³/g的催化剂。美国专利No.4,990,243描述了孔尺寸为至少约60埃和优选约75埃至约120埃的加氢处理催化剂。本方法使用的脱金属催化剂在例如美国专利No.4,976,848中进行了描述，该专利的全部公开内容为了所有目的通过参考引入本文中。同样地，用于重质物流脱硫的催化剂在例如美国专利No.5,215,955和5,177,047中进行了描述，该专利的全部公开内容为了所有目的通过参考引入本文中。用于中间馏出物、减压蜡油物流和石脑油物流脱硫的催化剂在例如美国专利No.4,990,243中进行了描述，该专利的全部公开内容为了所有目的通过参考引入本文中。

有用的渣油加氢处理催化剂包括具有由铝、硅、磷或这些的各种组合构成的多孔耐火基质的催化剂。一种或多种类型的催化剂可以用作渣油加氢处理催化剂，并且在使用两种或更多种催化剂的情况下，所述催化剂可以在反应器区中作为层存在。下层(一层或多层)的催化剂可以具有良好的脱金属活性。所述催化剂也可以具有加氢和脱硫活性，并且使用大孔尺寸催化剂对最大化金属的去除可能是有利的。具有这些特性的催化剂对于去除康式残碳和硫而言不是最佳的。下层中催化剂的平均孔尺寸通常是至少60埃并且在很多情况下将明显更大。所述催化剂可以含有例如镍、钼或钴的金属的组合或一种金属。用于下层中的催化剂在美国专利No.5,071,805、5,215,955和5,472,928中进行了描述。例如，根据氮法，如美国专利No.5,472,928中所述并且具有至少20％的孔隙在130至170埃的那些催化剂可以用于下层催化剂。催化剂区的上层(一层或多层)中存在的催化剂与下层中的催化剂相比应该具有更高的加氢活性。因此，用于上层的催化剂的特征可以在于孔尺寸更小以及康式残碳去除、脱氮和脱硫活性更高。通常，所述催化剂将含有金属例如镍、钨和钼以提高加氢活性。例如，根据氮法，如美国专利No.5,472,928中所述并且具有至少30％的孔隙在95至135埃的那些催化剂可以用于上层催化剂。所述催化剂可以是成形催化剂或球形催化剂。另外，致密的较不脆弱的催化剂可以用于上流式固定催化剂区以最小化催化剂颗粒的破碎和从反应器回收的产物中夹带颗粒。

本技术领域的技术人员将认识到，各种催化剂层可以不只由单一催化剂构成，还可以由不同催化剂的混合物组成以达到对于所述层最佳的金属或康式残碳去除和脱硫水平。虽然在所述区的下部将发生一些加氢，但康式残碳、氮和硫的去除可能主要在上层中发生。显然，还发生附加的金属去除。对每层选择的特定催化剂或催化剂混合物、所述区中的层数、每层的床中的比例体积以及所选择的具体加氢处理条件将取决于由所述装置处理的原料、待回收的希望产物以及商业考虑例如催化剂成本。所有这些参数在从事石油精制工业的人员的技术范围内并且在此不应该需要进一步详细说明。

如上所述，本文中公开的实施方案通过多个加氢裂化反应器来有效处理减压渣油和中间物流，从而将渣油转化率限度扩大到大于由单独渣油加氢裂化可达到的限度，每个加氢裂化反应器在不同的严苛度下运行并用位于所述方法内的SDA处理不同的进料组合物。此外，与所提出的达到类似转化率的其它方案相比，利用更小的催化反应器体积可以达到更高的转化率。因此，本文中公开的实施方案可以提供相当或更高的转化率，但是需要的资本投资要求更低。此外，本文中公开的实施方案可以用于由高含硫渣油进料生产小于1wt％硫的燃料油，同时最大化总转化率。

本文中公开的整个工艺方案可以利用低反应器体积实施，同时仍然达到高转化率。同样地，其它所得优势可以包括：由于从SDA装置排除了沥青中的金属，从而减少催化剂消耗率；减少资本投资；和消除或明显减少在沸腾床反应器上游注入淤浆油的需要，以及其它优势。

虽然本公开内容包括数量有限的实施方案，但本领域技术人员，得益于本公开内容，将领会在不偏离本公开内容的范围下可以设计出其它实施方案。因此，范围应该仅由所附的权利要求书限定。

Claims (16)

1.一种用于改质渣油烃的方法，所述方法包括：

使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第一沸腾床加氢转化反应器系统操作在105,000°F·巴绝压·小时至446,000°F·巴绝压·小时；

从所述第一沸腾床加氢转化反应器系统回收第一流出物；

使所述第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂在包括固定床的第二加氢转化反应器系统中接触；

从所述第二加氢转化反应器系统回收第二流出物；

使第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂在第二沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第二沸腾床加氢转化反应器系统操作在215,000°F·巴绝压·小时至755,000°F·巴绝压·小时；

从所述第二沸腾床加氢转化反应器系统回收第三流出物；和

分馏来自所述第二沸腾床加氢转化反应器系统的所述第三流出物以回收一种或多种烃馏分。

2.根据权利要求1所述的方法，还包括使减压渣油烃馏分再循环至所述第一沸腾床加氢转化反应器系统、所述第二加氢转化反应器系统、和所述第二沸腾床加氢转化反应器系统中的至少一个。

3.根据权利要求1所述的方法，还包括使减压蜡油烃馏分再循环至所述第一沸腾床加氢转化反应器系统、所述第二加氢转化反应器系统和所述第二沸腾床加氢转化反应器系统中的至少一个。

4.根据权利要求1所述的方法，其中所述渣油烃馏分包括石油常压或减压渣油、脱沥青油、脱沥青的沥青、加氢裂化常压塔或减压塔塔底物、直馏减压蜡油、加氢裂化减压蜡油、流体催化裂化淤浆油、来自沸腾床工艺的减压蜡油、页岩成油、煤成油、生物来源的原油、焦油砂沥青、妥尔油、黑油的至少一种。

5.根据权利要求1所述的方法，其中在所述第一沸腾床加氢转化反应器系统中的接触包括选择如下运行条件：足以产生30wt％至50wt％的烃转化率和50wt％至80wt％的金属去除率。

6.根据权利要求1所述的方法，其中在所述第二加氢转化反应器系统中的接触包括选择如下运行条件：足以产生50wt％至55wt％的烃转化率、85％至87％的脱硫/脱氮率、和康氏残炭去除率为65wt％至70wt％。

7.根据权利要求1所述的方法，其中经由分馏所述第二沸腾床加氢转化反应器系统流出物产生的燃料油具有1.0wt％或更小的硫含量。

8.根据权利要求1所述的方法，其中将一部分所述第一流出物、一部分所述第二流出物和所述第三流出物进料至公共分馏系统。

9.根据权利要求1所述的方法，其中将一部分所述第一流出物和一部分所述第三流出物进料至公共分馏系统。

10.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二沸腾床加氢转化系统中的温度大于所述第一沸腾床加氢转化系统中的温度。

11.根据权利要求1所述的方法，还包括将第一流出物分离为液体产物和蒸气产物，其中使所述第一流出物和氢接触包括使所述液体产物和氢与所述第二加氢转化催化剂接触。

12.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述第二流出物分离为所述液体产物和蒸气产物，其中使所述第二流出物和氢接触包括使所述液体产物和氢与所述第三加氢转化催化剂接触。

13.一种用于改质渣油烃的系统，所述系统包括：

第一沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；

包括固定床的第二加氢转化反应器系统，用于使所述第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂接触以产生第二流出物；

第二沸腾床加氢转化反应器系统，用于使所述第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂接触以产生第三流出物；和

分馏单元，用于分馏所述第三流出物以回收一种或多种烃馏分和所述减压渣油馏分。

14.一种用于改质渣油烃的方法，所述方法包括：

使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第一沸腾床加氢转化反应器系统操作在105,000°F·巴绝压·小时至446,000°F·巴绝压·小时；

从所述第一沸腾床加氢转化反应器系统回收第一流出物；

使所述第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂在第二固定床加氢转化反应器系统中接触；

从第二固定床加氢转化反应器系统回收所述第二流出物；

使所述第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂在第三沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第三沸腾床加氢转化反应器系统操作在215,000°F·巴绝压·小时至755,000°F·巴绝压·小时；

从第三沸腾床加氢转化反应器系统回收所述第三流出物；

使所述第一流出物和所述第三流出物组合以形成组合的进料；

将所述组合的进料进料至分离器以产生蒸气馏分和液体馏分；

在第一分馏系统中分馏所述液体馏分以回收所述减压渣油馏分；

使所述蒸气馏分与第四加氢转化催化剂在第四加氢转化反应器系统中接触；

从所述第四加氢转化反应器系统回收所述第四流出物；

在第二分馏系统中分馏所述第四流出物以回收一种或多种烃馏分。

15.一种用于改质渣油烃的系统，所述系统包括：

操作在105,000°F·巴绝压·小时至446,000°F·巴绝压·小时的第一沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；

固定床加氢转化反应器系统，用于使所述第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂接触以产生第二流出物；

操作在215,000°F·巴绝压·小时至755,000°F·巴绝压·小时的第二沸腾床加氢转化反应器系统，用于使所述第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂接触以产生第三流出物；和

分离器，用于分离所述第一流出物和所述第三流出物的组合的馏分以回收液体馏分和蒸气馏分；

分馏单元，用于分馏所述液体馏分以回收所述减压渣油馏分；

第四加氢转化反应器系统，用于使所述蒸气馏分与第四加氢转化催化剂接触以产生第四流出物；和

分馏单元，用于分馏所述第四流出物以回收一种或多种烃馏分。

16.一种用于改质渣油烃的方法，所述方法包括：

使渣油烃馏分和氢与第一加氢转化催化剂在第一固定床加氢转化反应器系统中接触；

从第一固定床加氢转化反应器系统回收所述第一流出物；

使所述第一流出物和氢与第二加氢转化催化剂在第一沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第一沸腾床加氢转化反应器系统操作在105,000°F·巴绝压·小时至446,000°F·巴绝压·小时；

从所述第一沸腾床加氢转化反应器系统回收第二流出物；

使所述第二流出物和氢与第三加氢转化催化剂在第二沸腾床加氢转化反应器系统中接触，所述第二沸腾床加氢转化反应器系统操作在215,000°F·巴绝压·小时至755,000°F·巴绝压·小时；

从所述第二沸腾床加氢转化反应器系统回收第三流出物；和

分馏来自所述第二沸腾床加氢转化反应器系统的所述第三流出物以回收一种或多种烃馏分。