CN107001952B - 升级部分转换的减压渣油的方法 - Google Patents
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Abstract
公开了用于升级经部分转化的减压渣油烃进料的方法。所述升级方法可以包括：汽提经部分转化的减压渣油以产生第一馏出物和第一渣油；溶剂脱沥青所述第一渣油以产生脱沥青油和沥青质馏分；减压分馏脱沥青油以回收脱沥青瓦斯油馏出物和重质脱沥青渣油；在第一加氢处理催化剂的存在下使第一馏出物及脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触以产生产物；在第二加氢转化催化剂的存在下使重质脱沥青渣油和氢气接触以产生流出物；以及分馏所述流出物以回收加氢裂化的常压渣油和加氢裂化的常压馏出物。
Description
背景技术
烃化合物可用于许多目的。具体地，烃化合物尤其可用作燃料、溶剂、脱脂剂、清洁剂和聚合物前体。烃类化合物的最重要来源是石油原油。将原油精炼成单独的烃化合物馏分是众所周知的处理技术。
原油在其组成以及物理和化学性质上跨度很大。重质原油的特征在于粘度相对较高、API比重低且高沸点组分(即具有大于510℃(950℉)的标准沸点)的百分比高。
精制石油产品通常在分子基础上具有较高的平均氢碳比。因此，石油炼厂烃馏分的升级通常分为两类：氢添加和脱碳。氢添加通过例如加氢裂化和加氢处理等工艺进行。脱碳工艺通常产生可以是液体或固体的脱离的高碳材料流，例如用于燃料或冶金应用的焦炭。
较高端沸点组分(有时称为桶底组分)可以使用各种上游转化工艺来转化。在一些实施方式中，减压渣油流可以被部分转化。然而，减压渣油流仅可以部分转化，以防止由于含碳沉积物的结垢和沉积而导致下游工艺的严重停机。
加氢裂化工艺可用于通过将部分转化的减压渣油中的较高沸点物质转化成更有价值的低沸点物质来升级该较高沸点物质。例如，进料到加氢裂化反应器中的部分转化的减压渣油可以转化为加氢裂化反应产物。可以从加氢裂化工艺中回收未反应的部分转化的减压渣油，并将其除去或再循环回到加氢裂化反应器，以增加整体减压渣油转化。
加氢裂化反应器中部分转化的减压渣油的转化可取决于多种因素，包括：原料组成、使用的反应器类型、反应苛刻度(其包括温度和压力条件；反应器空间速度)、以及催化剂类型和性能。特别地，可以使用反应苛刻度来提高转化率。然而，随着反应苛刻度的增加，加氢裂化反应器内部可能发生副反应而产生焦炭前体、沉淀物(即沉淀的沥青质和其它沉积物)形式的各种副产物以及可能形成二次液相的副产物。这种沉积物的过度形成可能阻碍后续处理，并且可能由于中毒、焦化或结垢使加氢裂化催化剂失活。加氢裂化催化剂的失活不仅可能显著降低渣油转化率，而且还可能需要更频繁地更换昂贵的催化剂。二次液相的形成不仅使加氢裂化催化剂失活，而且限制了最大转化，从而导致更高的催化剂消耗，并且这可使沸腾床催化剂失流。这导致在催化剂床内形成“热区”，加剧焦炭沉积物的形成，这进一步使加氢裂化催化剂失活。
加氢裂化反应器内的沉积物形成也是原料质量有很大关系。例如，进料到加氢裂化反应器系统的部分转化的减压渣油中可能存在的沥青质在经历苛刻的操作条件时尤其容易形成沉积物。因此，将沥青质与部分转化的减压渣油分离以增加转化可能是值得的。
可用于从部分转化的减压渣油进料中除去这种沥青质的一种方法是溶剂脱沥青。例如，溶剂脱沥青通常涉及将较轻的烃和包括沥青质的较重的烃基于其对溶剂的相对亲和力而物理分离。轻质溶剂例如C3至C7烃可用于溶解或悬浮较轻的烃(通常称为脱沥青油)，从而允许沥青质转移到分离相中。然后分离两相并回收溶剂。关于溶剂脱沥青条件、溶剂和操作的更多信息可以从美国专利号4,239,616、4,440,633、4,354,922、4,354,928和4,536,283获得。
存在数种用于将溶剂脱沥青与加氢裂化相结合以从减压渣油中除去沥青质的方法。这样的方法在美国专利号7,214,308中得以公开，其公开了接触溶剂脱沥青系统中的减压渣油进料以将沥青质与脱沥青油分离。然后将脱沥青油和沥青质各自在单独的加氢裂化反应器系统中反应。
因为脱沥青油和沥青质被单独加氢裂化，所以可以使用这样的方法实现中等的减压渣油总转化率(约65％至70％，如美国专利号7,214,308中所述)。然而，所公开的沥青质的加氢裂化处于高苛刻度/高转化率，并且可能会带来如上所述的特殊挑战。例如，为了提高转化率而以高苛刻度操作沥青质加氢裂化器也可能导致较高的沉积物形成速率和较高的催化剂置换频率。相比之下，低严苛度的沥青质加氢裂化器的操作将抑制沉积物的形成，但是沥青质的单程转化率将会降低。
在美国专利号8,287,720中描述了用于升级原始渣油烃进料的方法，其描述了在第一反应单元中加氢处理原始渣油，对流出物进行溶剂脱沥青，以及将脱沥青流出物进料到第二反应单元。然而，渣油烃进料的加氢裂化和随后的工艺步骤是在使操作单元变形并产生具有不太理想质量的产品的条件下操作的。
为了实现更高的部分转化的减压渣油总转化率，这种方法通常需要使未反应的部分转化的减压渣油以高回收率回到一个或多个加氢裂化反应器中。这种高体积循环可能显著增加加氢裂化反应器和/或上游溶剂脱沥青系统的尺寸。
发明内容
在反应性和可处理性方面，已经发现部分转化的减压渣油与原始减压渣油显著不同。部分转化的减压渣油可能难以加氢裂化而同时仍然实现高渣油转化率。此外，可能需要改进部分转化的减压渣油加氢裂化工艺的经济性，例如减小加氢裂化反应器和/或溶剂脱沥青器的总体设备尺寸、提高作为蒸馏加氢裂化器原料的减压馏出物的质量、改善馏出物加氢裂化器的可操作性、降低馏出物加氢裂化器中的操作苛刻度以及减少加氢裂化催化剂更换频率。
已经发现根据本文实施方式的方法在处理经部分转化的减压渣油等时有效，在某些实施方式中达到大于87.5％、92.5％、95％或甚至97％的减压渣油总转化率。
在一个方面，本文公开的实施方式涉及一种用于升级经部分转化的减压渣油的方法。该方法可以包括以下步骤：汽提经部分转化的减压渣油以产生第一馏出物和第一渣油；溶剂脱沥青所述第一渣油以产生脱沥青油和沥青质馏分；减压分馏脱沥青油以回收脱沥青瓦斯油馏出物和重质脱沥青渣油；在第一加氢处理催化剂的存在下使第一馏出物及脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触以产生第一加氢处理流出物；在第二加氢转化催化剂的存在下使重质脱沥青渣油和氢气接触以产生第二加氢处理流出物；以及分馏第二加氢处理流出物以回收加氢裂化的常压渣油和加氢裂化的常压馏出物。
在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于升级经部分转化的减压渣油的方法。该方法可以包括以下步骤：用传质装置汽提经部分转化的减压渣油以产生第一馏出物和第一渣油；用溶剂脱沥青单元脱沥青所述第一渣油以产生脱沥青油和沥青质馏分；用减压分馏单元分馏脱沥青油以回收脱沥青瓦斯油馏出物和重质脱沥青渣油；在沸腾床加氢转化反应器中在第一加氢处理催化剂存在下使第一馏出物及脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触以产生第一加氢处理流出物；在固定床加氢转化反应器系统中在第二加氢转化催化剂存在下使重质脱沥青渣油和氢气接触以产生第二加氢处理流出物；以及用常压分馏单元分馏第二加氢处理流出物以回收加氢裂化的常压渣油和加氢裂化的常压馏出物。
在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于升级经部分转化的渣油烃的系统。该系统可以包括以下部件：传质装置，其用于将部分转化的渣油烃流汽提成第一馏出物流和第一渣油流；溶剂脱沥青单元，其用于从第一渣油流回收脱沥青油流和沥青质流；减压分馏单元，其用于分馏脱沥青油流以回收脱沥青瓦斯油流和重质脱沥青渣油流；沸腾床加氢转化反应器系统，其用于使重质脱沥青渣油流及氢气与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；常压分馏单元，其用于分馏第一流出物以回收烃常压馏出物流和烃常压渣油流；固定床加氢转化反应器系统，其用于接触第一馏出物流、脱沥青瓦斯油流和烃常压馏出物流中的至少一个以产生第二流出物。
从以下描述和所附权利要求书中将明白其它方面和优点。
附图说明
图1是根据本文公开的实施方式的用于升级原始减压渣油的当前加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。
图2是根据本文公开的实施方式的用于升级经部分转化的减压渣油的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。
图3是根据本文公开的实施方式的用于升级经部分转化的减压渣油的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。
图4是根据本文公开的实施方式的用于升级经部分转化的减压渣油的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。
具体实施方式
本文公开的实施方式一般涉及一种用于升级经部分转化的重质石油原料的方法。一方面，本文公开的实施方式涉及一种加氢裂化和脱沥青部分转化的减压渣油的方法。在其它方面，本文公开的实施方式涉及一种将渣油原料的转化率提高到约95％或约98％的方法。
可用于本文公开的实施方式的部分转化的减压渣油烃(渣油)原料可以包括先前在一个或多个转化方法中处理以至少部分地转化其中的一些烃的各种重质原油和炼油馏分。例如，部分转化的减压渣油烃原料可以包括在加氢裂化单元、减压渣油焦化单元、加氢热解单元、加氢裂解单元、裂解单元、油页岩干馏单元、生物质裂解单元、生物质加氢裂解单元、生物质热解单元、焦油砂提取单元、蒸汽辅助重力泄油(steam assisted gravitydrainage processes)工艺、水平段注空气(toe to heal air injection)工艺、原位石油提取方法或其组合中部分处理的减压渣油烃进料，其中每一种可以是衍生的、加氢裂化的、部分脱硫的和/或低金属流的工艺。上述部分转化的减压渣油原料可以包括各种杂质，其包括沥青质、金属、有机硫、有机氮和康拉逊残碳(CCR)。部分转化的减压渣油的初始沸点通常大于约510℃(900℉)、约537℃(1000℉)或约565℃(1050℉)。
部分转化的减压渣油原料在化学上与原始减压渣油原料不同。部分转化的减压渣油原料可以由在一个或多个上游转化工艺中处理的原始减压渣油原料提供。易于转化的种类通常已经在上游转化过程中转化，导致部分转化的减压渣油原料含有难以转化的物质。这些难以转化的物质通常需要高反应苛刻度才能转化为更高价值的烃。高反应苛刻度可能会增加副反应，通常使得难以实现由下述方案提供的高总转化率。副反应形成副产物，副产物损害催化剂和/或产生沉淀物。通过使用部分转化的减压渣油原料和对这些原料的蒸汽汽提，同时加入下游溶剂脱沥青单元和下游沸腾床单元以加氢裂化脱沥青减压渣油，回收的加氢处理的减压瓦斯油将具有更好的性能并且将缓解下游固定床馏出物加氢处理单元中的条件。在一些实施方式中，在该方法产生的减压瓦斯油中，对重质石油中多核芳烃浓度进行定量的多核循环指数(PCI)可以降低，并且可以增加柴油的产生。下游处理单元可以在更低压力下运行，并且利用催化剂的那些单元可以改善其催化剂循环长度。
根据本文公开的实施方式的用于将部分转化的减压渣油烃原料转化为较轻的烃的方法包括：首先将原料蒸汽汽提为第一馏出物流和第一渣油流。然后可以在溶剂脱沥青单元中分离第一渣油流，以回收脱沥青油馏分和沥青质馏分。溶剂脱沥青单元可以例如为美国专利号4,239,616、4,440,633、4,354,922、4,354,928、4,536,283和7,214,308中的一个或多个中所述，每个这些专利通过引用(至不和本文实施方式相矛盾的程度)并入本文中。在溶剂脱沥青单元中，轻质烃溶剂可用于选择性地溶解第一渣油的期望组分并排除沥青质。在一些实施方式中，轻质烃溶剂可以是C3至C7烃，并且可以包括丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷、己烷、庚烷及其混合物。在一些实施方式中，所述溶剂可以是芳烃溶剂，或者在该方法本身产生或在炼油厂中可获得的瓦斯油或轻质石脑油的混合物。
可以分馏脱沥青油馏分以回收脱沥青瓦斯油馏出物流和重质脱沥青渣油流。脱沥青瓦斯油馏出物流可以在馏出物加氢处理反应单元中通过加氢裂化催化剂与氢气反应，将至少一部分烃转化为较轻的分子，例如但不限于石脑油馏分、煤油馏分和柴油馏分。重质脱沥青渣油物流可以在脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元中通过加氢裂化催化剂与氢气反应，将至少一部分烃转化成较轻的分子。
用于馏出物加氢处理反应单元和脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元的催化剂可以相同或不同。可用于馏出物加氢处理反应单元和脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元的合适的加氢处理和加氢裂化催化剂可以包括选自元素周期表第4-12族的一种或多种元素。在一些实施方式中，根据本文公开的实施方式的加氢处理和加氢裂化催化剂可以包含镍、钴、钨、钼及其组合中的一种或多种，或由其组成或基本上由其组成，无支撑或支撑在诸如二氧化硅、氧化铝、二氧化钛或其组合的多孔基材上。在由制造商提供或由再生方法得到时，加氢转化催化剂可以是例如金属氧化物的形式。如果需要或期望，金属氧化物可以在使用之前或期间转化为金属硫化物。在一些实施方式中，加氢裂化催化剂可以在引入加氢裂化反应器之前进行预硫化和/或预处理。例如，US4990243、US5069890、US5071805、US5073530、US5141909、US5277793、US5366615、US5439860、US5593570、US6860986、US6902664和US6872685中描述的一种或多种催化剂可用于本文的实施方式中，其各自通过引用而关于其中所述的加氢裂化催化剂并入本文。
馏出物加氢处理反应单元可以包括串联和/或平行的一个或多个反应器。适用于馏出物加氢处理反应单元的反应器可以包括任何类型的加氢处理反应器。沥青质可能只轻微程度存在于脱沥青瓦斯油馏出物流中，因此在第一反应单元中可以使用各种各样的反应器类型。例如，可以考虑固定床反应器，其中进入第一加氢裂化反应单元的脱沥青瓦斯油馏出物的金属和康拉逊残碳分别小于100wppm和10％。所需的反应器数量可以取决于进料速率和馏出物加氢处理反应单元中所需的转化水平。在一些实施方式中，馏出物加氢处理反应单元是单个固定床反应器。在一些实施方式中，用于馏出物加氢处理反应单元的催化剂可以包括可以挤条成型形式(extruded forms)的馏出物加氢处理催化剂，其可含有沸石组分以及氧化物载体上常规的Ni/Co/Mo/W。在其它实施方式中，可用于馏出物加氢处理反应单元的催化剂如US4990243、US5069890、US5071805、US5073530、US5141909、US5277793、US5366615、US5439860、US5593570、US6860986、US6902664和US6872685中的一个或多个中所述，其通过引用而关于其中所述的加氢裂化催化剂并入本文中。馏出物加氢处理反应单元将系统的其它单元中产生的减压瓦斯油、常压瓦斯油和柴油组分升级。
脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元可以包括串联和/或平行的一个或多个反应器。适用于脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元的反应器可以包括任何类型的加氢裂化反应器，其包括沸腾床反应器、流化床反应器、淤浆反应器和移动床反应器等。所需的反应器数量可能取决于进料速率、目标减压渣油总转化水平以及所需的转化水平。在一些实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元可以是一个或多个沸腾床反应器。在一些实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元中的催化剂可以是可流化的无定形催化剂，其具有适于高金属含量和高CCR含量原料的孔径分布。在其它实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元中的催化剂可以是包括硫化钼型材料的分散相或浆状催化剂。在其它实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元中的催化剂可以包括选自元素周期表第4-12族的一种或多种元素。在一些实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元中的催化剂可以包含镍、钴、钨、钼及其组合中的一种或多种，或由其组成或基本上由其组成，无支撑或支撑在诸如二氧化硅、氧化铝、二氧化钛或其组合的多孔基材上。
然后可以分离来自脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元的反应产物以回收加氢裂化的常压馏出物流和加氢裂化的常压渣油流，其中后者包括未反应的部分转化的减压渣油进料、沥青质和由部分转化的减压渣油原料中含有的沥青质的加氢裂解产生的任何渣油沸点范围的产品。回收的馏出物烃馏分可以包括常压馏出物，例如标准沸腾温度低于约343℃的烃，以及减压馏出物，例如标准沸腾温度低于约482℃至约566℃的烃。在一些实施方式中，加氢裂化的常压馏出物流可以进料到第一加氢处理/加氢裂化反应单元。
因此，根据本文公开的实施方式的方法包括在第一和第二加氢裂化反应单元上游的溶剂脱沥青单元，其用来将至少一部分沥青质转化为更轻、更有价值的烃。脱沥青瓦斯油馏出物流和重质脱沥青渣油流的加氢裂化可以提供在一些实施方式中可以大于约60重量％、在其它实施方式中大于80重量％、在其它实施方式中大于90重量％、在其它实施方式中大于92.5重量％、在其它实施方式中大于95重量％以及在其它实施方式中大于98重量％的减压渣油总转化率。减压渣油总转化率定义为从原始减压渣油进料到上游桶底转化单元的原始减压渣油中的510℃+(或538℃+或566℃+)组分(即流100)、相对于溶剂脱沥青底部流20中的净含量的％转化率或消失率，其后者的量表示在本文公开的实施方式中保持未转化的材料的40％或20％或10％或7.5％或5％或2％。
馏出物加氢处理反应单元可以在约360℃至约440℃的温度范围内操作；在其它实施方式中为约380℃至约430℃。在一些实施方式中，氢分压可以在约100巴至约200巴的范围内；在其它实施方式中为约125至约155巴。在一些实施方案中，加氢处理反应也可以在约0.1hr-1至约3.0hr-1范围内的液时空速(LHSV)进行；在其它实施方式中为约0.2hr-1至约2hr-1。加氢处理反应也可以以约5000至约20000scf/bbl的氢油比进行。在一些实施方式中，馏出物加氢处理反应单元可以处理一种或多种馏出物物流或其组合。馏出物加氢处理反应单元可以包括加氢处理和加氢裂化催化剂的组合。如果进料的终点小于约343℃，则可以使用加氢处理催化剂。如果进料包括减压馏出物，例如沸点高于343℃的那些减压馏出物，可以使用加氢处理和减压瓦斯油加氢裂化催化剂的组合。
在一些实施方式中，如果馏出物加氢处理反应单元是沸腾床单元，则可以在约380℃至约450℃的温度范围内、约70巴至约170巴的氢分压范围内以及约0.2hr-1至约2.0hr-1的液时空速(LHSV)范围内操作反应器。
脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元可以在约360℃至约480℃范围内的温度下操作；在其它实施方式中为约400℃至约450℃。在一些实施方式中，第一反应单元和第二反应单元中的每一个中的压力可以在约70巴至约230巴的范围内；在其它实施方式中为约100至约180巴。在一些实施方式中，加氢裂化反应也可以在约0.1hr-1至约3.0hr-1范围内的液时空速(LHSV)下进行；在其它实施方式中为约0.2hr-1至约2hr-1。加氢裂化反应也可以以约5000至约20000scf/bbb的氢油比进行。
在一些实施方式中，馏出物加氢处理单元中的操作条件可能不如在脱沥青减压渣油加氢裂化单元中使用的条件严格，从而避免过度的催化剂替代速率。因此，总体催化剂置换(即对于两个单元组合)也减少。例如，馏出物加氢处理单元中的温度可能低于脱沥青减压渣油加氢裂化单元中的温度。操作条件可以基于部分转化的减压渣油原料来选择，其包括部分转化的减压渣油原料中的杂质含量和在馏出物加氢处理单元中要除去的所需杂质水平等。在一些实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化单元中的减压渣油转化率可以在约50至约75重量％的范围内；在其它实施方式中为约55至约70重量％；在其它实施方式中为约60至约65重量％。除了加氢裂化部分转化的渣油之外，硫和金属去除可以分别在约40％至约75％的范围内，并且康拉逊碳去除可以在约30％至约60％的范围内。在其它实施方式中，脱沥青减压渣油加氢裂化单元中的操作温度和操作压力中的至少一个可以大于在馏出物加氢处理单元中使用的温度和操作压力。
使用根据本文公开的实施方式的工艺流程方案，可以获得至少80％、90％、92.5％、95％、98％或更高的减压渣油总转化率，这是相对于通过单独使用两单元加氢裂化系统来实现的显著改进。
现在参考图1，示出了用于升级原始减压渣油的当前方法的简化工艺流程图。原始渣油和氢气可以分别通过流管线310和312进料到含有加氢裂化催化剂的第一加氢裂化反应段314，并在足以将至少一部分渣油转化为较轻的烃的温度和压力下操作。第一级反应器流出物可以通过流管线316回收。第一段流出物可以包括反应产物和未反应的渣油，其可以包括未反应的进料组分例如沥青质和具有各种沸点的加氢裂化沥青质，包括在渣油原料沸点范围内的那些组分。
第一加氢裂化反应段314可以包括串联和/或平行的一个或多个反应器。适用于第一加氢处理和加氢裂化反应阶段的反应器可以包括沸腾床反应器。第一加氢裂化反应段314可以仅包括单个沸腾床反应器。
脱沥青油馏分和氢气可以分别通过流管线318和380进料到含有加氢裂化催化剂的第二加氢裂化反应段322，并在温度和压力下操作以将至少一部分脱沥青油转化为较轻的烃。第二段反应器流出物可以通过流管线324回收。
第二加氢裂化反应段322可以包括串联和/或平行的一个或多个反应器。适用于第二加氢裂化反应阶段的反应器可以包括沸腾床反应器。所需的反应器数量可以取决于进料速率、总目标渣油转化水平以及在第一加氢裂化反应阶段中获得的转化水平。第二加氢裂化反应段322可以仅包括单个沸腾床反应器。
第一段反应器流出物和第二段反应器流出物可以通过流管线316、324进料至分离系统326。常压馏出物可以通过流管线356回收。减压馏出物可以通过流管线362回收，并且第二塔底馏分可以通过流管线330回收并在溶剂脱沥青单元332中处理。脱沥青油馏分318可以被送到第二加氢裂化反应段322，并且可以回收沥青320。
现在参考图2，示出了根据本文公开的实施方式的用于升级部分转换的减压渣油的方法的简化工艺流程图。为了便于说明本文公开的实施方式，未示出泵、阀、热交换器和其它设备。
在一些实施方式中，减压渣油烃原料可以进料到产生包含部分转化的减压渣油烃原料的流出物的上游工艺。上游工艺转化减压渣油烃原料中的一些较重的组分。
在一些实施方式中，来自上游工艺70的流出物可以首先通过流管线100进料至高压高温分离器80(HP/HT分离器)。流出物100可以是部分转化的减压渣油。部分转化的减压渣油原料可以衍生自部分转化渣油进料的多种上游原料处理单元中的任一种。这些方法有时称为“桶底工艺”。这些桶底工艺可以包括上游加氢裂化单元、减压渣油焦化单元、加氢热解单元、加氢裂解单元、裂解单元、油页岩干馏法、生物质裂解法、生物质加氢裂解法、生物质加氢热解法、焦油砂提取法或其组合。部分转化的减压渣油还可以衍生自通过蒸汽辅助重力泄油、水平段注空气、原位石油提取工艺或其任何组合产生的重油流。在一些实施方式中，上游加氢裂化单元可以是沸腾床加氢裂化单元、固定床加氢裂化单元或移动床加氢裂化单元。
HP/HT分离器80可以位于传质装置12的上游。HP/HT分离器80将上游工艺的部分转化的减压渣油分离成蒸气馏分和液体馏分。部分转化的减压渣油的闪蒸液体馏分通过流管线10进料到质量传递装置12，以通过流管线15产生第一馏出物和通过流管线16产生第一渣油。蒸气馏分可以通过流管线82回收并进料到馏出物加氢处理反应单元14。
传质装置12可以是柱，例如但不限于填料塔、无填料塔或板式塔。在一些实施方式中，传质装置12可以是汽提塔。汽提介质可以通过流管线33进料到汽提塔12。汽提介质可以是但不限于非反应性汽提介质，例如蒸汽、氢气、氮气或燃料气体。如果汽提介质是蒸汽，蒸汽可以是过热的高压蒸汽。蒸汽的温度可以在约232℃(450℉)至约371℃(700℉)之间。蒸汽可以通过管线33以约3至约20磅的蒸汽/进料桶(约1.3kg至约9.1kg的蒸汽/进料桶)的速率进料到传质装置12。第一馏出物流可以具有在约427℃(800℉)至约482℃(900℉)范围内的ASTM D-1160终沸点。第一渣油流可以具有在约800℉至约900℉范围内的相应的ASTM D-1160初始沸点。
来自汽提塔12的第一馏出物可以通过流管线15进料到含有加氢处理催化剂、加氢裂化催化剂或其组合的馏出物加氢处理反应单元14中。可以通过流管线13将氢气加入到馏出物加氢处理反应单元14中。馏出物加氢处理反应单元14可以在足以将至少一部分第一馏出物转化为较轻的烃的温度和压力下操作。馏出物加氢处理反应单元流出物或第一加氢处理流出物可以通过流管线17回收。如上所述，馏出物加氢处理反应单元流出物可以包括加氢处理的馏出物产物，其可以包括但不限于在石脑油馏分、煤油馏分和柴油馏分范围内沸腾的烃。在一些实施方式中，馏出物加氢处理反应单元流出物可以分馏以提供列出的馏分。在一些实施方式中，馏出物加氢处理反应单元14是单个固定床反应器。
从汽提塔12中，第一渣油可以通过流管线16进料到溶剂脱沥青(SDA)单元32，以产生脱沥青油馏分和沥青质馏分。脱沥青油馏分可以通过流管线18从溶剂脱沥青单元32中回收并进料到减压分馏塔60。减压分馏塔60提供脱沥青瓦斯油和重质脱沥青渣油。脱沥青瓦斯油流可以具有在约510℃(950℉)至约566℃(1050℉)范围内的ASTM D-1160终沸点。重质脱沥青渣油流可以具有在约510℃(950℉)至约566℃(1050℉)范围内的ASTM D-1160初始沸点。
在一些实施方式中，沥青质馏分可以通过流管线20从SDA单元32回收并进一步处理。在其它实施方式中，可以通过流管线20回收沥青质馏分并将其进料到气化单元(未示出)以产生合成气。合成气可以直接进料或转化为氢气，以用于一个或多个馏出物加氢处理反应单元14或脱沥青减压渣油加氢裂化单元22。在一些实施方式中，气化单元可以是如美国专利号8,083,519和7,993,131中所述的那些。
脱沥青瓦斯油可以通过流管线26进料到馏出物加氢处理反应单元14。脱沥青减压渣油可以通过流管线30进料到脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元22。氢气可以通过流管线19加入脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元22。脱沥青减压渣油加氢裂化反应单元22可以是具有一个或多个沸腾床反应器的沸腾床反应系统或具有一种或多种浆料反应器的浆料反应系统。脱沥青减压渣油反应器流出物或第二加氢处理流出物可以通过流管线24回收并进料到分离系统28。分离系统28可以分离蒸气和液体。蒸气可以通过流管线42引导到第一加氢处理/加氢裂化反应单元14，并且液体可以通过流管线44引导到SDA 32。
在一些实施方式中，分离系统28可以包括用于分离第二单元反应器流出液体和蒸汽的高压高温分离器40(HP/HT分离器)。分离的蒸气可以通过流管线42回收，并且分离的液体可以通过流管线44回收。分离的蒸气可以通过流管线42引导到第一加氢处理/加氢裂化反应单元14。在一些实施方式中，液体可以通过流管线95再循环到汽提塔12，或者可以通过流管线90引导到SDA 32。
现在参考图3，示出了根据本文公开的实施方式的用于升级部分转换的减压渣油的方法的简化工艺流程图，其中相同的附图标记表示相同的部件。从HP/HT分离器40分离的液流可以通过流管线44进料到常压蒸馏塔54，以将流分离成包含常压馏出物范围内的烃沸点的馏分和包含具有至少为343℃的标准沸点的烃的常压渣油馏分。常压馏出物可以通过流管线56回收，并且常压渣油馏分可以通过流管线58回收。任选地，通过流管线42分离的蒸气和通过流经管线56的蒸气可以通过流线57引导至馏出物加氢处理反应单元14。
常压馏出物可以进料到馏出物加氢处理反应单元14，并与脱沥青瓦斯油和第一馏分一起处理。在一些实施方式中，常压馏出物、脱沥青瓦斯油和第一馏出物可以独立地加入到馏出物加氢处理反应单元14中，或者可以在进入馏出物加氢处理反应单元14之前在馏出物加氢处理反应单元14的上游组合。在一些实施方式中，常压渣油馏分可以与第一渣油组合并进料到SDA单元32。在一些实施方式中，常压渣油馏分和第一渣油可以独立地进料至SDA单元32，或者可以在进入SDA单元32之前在SDA单元32的上游组合。
来自HP/HT分离器80的蒸气馏分、来自汽提塔12的第一馏出物和来自减压分馏塔60的脱沥青瓦斯油可以组合并进料至馏出物加氢处理反应单元14，或者这些流可以独立地进料到馏出物加氢处理反应单元14。任选地，来自分离系统28的常压馏出物可以与来自HP/HT分离器80的蒸气馏分、来自汽提塔12的第一馏出物和来自减压分馏塔60的脱沥青瓦斯油组合并进料到馏出物加氢处理反应单元14，或者这些流可以独立地进料到馏出物加氢处理反应单元14。
现在参考图4，示出了根据本文公开的实施方式的用于升级部分转换的减压渣油的方法的简化工艺流程图，其中相同的附图标记表示相同的部件。来自上游桶底工艺的部分转化的减压渣油可以由焦油砂衍生的沥青料流产生。焦油砂衍生的沥青料流通过流管线200以及终沸点低于510℃，优选地低于343℃的稀释剂流通过流管线210进料到上游桶底工艺70。在一些实施方式中，来自上游桶底工艺70的流出物可以产生含有馏出物沸腾材料和至少部分转化的减压渣油组分的合成原油。合成原油可以通过流管线100进料到HP/HT分离器80，以通过流管线210回收稀释剂流；通过流管线82回收馏出物流以及通过流管线10回收部分转化的减压渣油的闪蒸液体馏分。稀释剂可以再循环回到上游桶底工艺70。
在一些实施方式中，来自流管线44的吹扫流(purge stream)可以被送到下游进行处理，例如但不限于用于生产合成气的气化工艺，合成气可以进一步转化为氢气用于一个或多个加氢处理反应体系。吹扫的量可以在流管线44中流量的约1％至约100％的范围内。在一些实施方式中，来自流管线58的吹扫流可以送到下游用于处理，例如但不限于用于生产合成气的气化工艺，合成气可进一步转化为氢气用于一个或多个加氢处理反应体系。吹扫量可以在流管线58中流量的约1％至约100％的范围内。
实施例
在一个示例性实施方式中，根据图1的方法可以具有约40000BPSD的原始减压渣油，其通过管线310进料至第一加氢裂化反应段314。第一加氢裂化反应段314可以在足以转化大约52％的减压渣油的温度和压力下操作。SDA 332可以以这种方式和这些溶剂操作以实现约70％至约80％之间的DAO产率。第二加氢裂化反应段322可以在足以使约75％至约85％的DAO转化的温度和压力下操作。在下表1中总结了主要流、中间流和产品流的预期总流量和性质：
表1
| 流 | 330 | 318 | 320 | 356 | 362 |
| BPSD | 18858 | 15505 | 3353 | 21264 | 18120 |
| API比重 | 4.93 | 9.07 | -9.85 | 40.3 | 18.03 |
| 比重 | 1.037 | 1.007 | 1.163 | 0.8236 | 0.9463 |
| 硫，重量％ | 1.45 | 1.18 | 2.5 | 0.094 | 0.515 |
| 氮，重量％ | 0.65 | 0.435 | 1.5 | 0.081 | 0.34 |
| CCR，重量％ | 23.0 | 14.2 | 58.4 | - | 0.56 |
| Ni+V，wppm | 148 | 31 | 615 | - | <2 |
多核循环指数(PCI)用于定量重质石油中的多核芳烃浓度。直馏VGO的PCI可以具有约2000至约4000的值。管线362中的经处理的减压瓦斯油馏分可以具有约大于约9000且高达约15000至约16000的PCI值，这取决于VGO的蒸馏终点和用于产生直馏VGO的原油来源。在管线362中处理的减压瓦斯油馏分的PCI指数增加可能增加使用常规固定床加氢处理器/加氢裂解器升级到柴油和其它中间馏分的难度。用于高PCI进料的固定床加氢处理器/加氢裂化器设计可能需要以下至少一种：频繁的催化剂更换，即非常短的12个月或更少的在流时间；非常高的氢分压，例如比直馏VGO固定床加氢处理器/加氢裂化器高约25％至约40％；或比直馏VGO固定床加氢处理器/加氢裂解器高出约100％至约200％的催化剂负载。如果将管线362中的经处理的减压瓦斯油馏分进料到固定床加氢处理器/加氢裂化器以获得最大的柴油产量，而不是在流化催化裂化(FCC)单元中处理，则可以预期柴油产量增加从约20％提升到约25％。换句话说，向图1中的工艺中加入40000BPSD的原始减压渣油，并且包括固定的加氢处理器/加氢裂化器来处理经处理的减压瓦斯油馏分可以导致28000BPSD的柴油的增加。
相比之下，根据图3的方法可以具有大约40000BPSD的进料到上游桶底工艺70的原始减压渣油。传质装置12可以是在约0.03kg/kg的蒸汽/油比的和约2巴的压力下操作的蒸汽汽提塔。可以操作SDA 32以达到约86％lvol％的产率。来自SDA单元32的沥青质馏分通过流管线20可以气化以产生合成气、可以在流化床锅炉中燃烧以产生蒸汽或者可以进料到延迟的焦化器。脱沥青减压渣油加氢裂化单元22可以操作以实现约85％的转化。在下表2中总结了主要流、中间流和产品流的预期总流量和性质：
表2
根据图3的方法从部分转化的减压渣油进料产生的减压瓦斯油具有比根据图1的方法产生的减压瓦斯油低很多的PCI形式，如下表3所示：
表3
| 流 | 362(图1) | 15、26和56(图3) |
| API比重 | 18.03 | 18.5 |
| 比重 | 0.9463 | 0.9433 |
| 硫，重量％ | 0.515 | 0.49 |
| 氮，重量％ | 0.34 | 0.32 |
| CCR，重量％ | 0.56 | 0.4 |
| Ni+V，wppm | 9000 | 3000 |
如上所示，根据图3的方法从部分转化的减压渣油进料产生的减压瓦斯油可以在馏出物加氢处理反应单元14中以常规的氢分压、空速和催化剂运行时间(catalyst onstream times)下进行。图1的实施方式的方法与图4的实施方式相比，可能提供以下一个或多个：柴油生产率从约28000BPSD提高至约33400BPSD，相对增长19.3％；将固定床加氢处理器/加氢裂化器14的催化剂循环长度改善约12个月至约24个月；将固定床加氢处理器/加氢裂化器14的氢分压降低约25％；并且将减压瓦斯油的PCI降低约66.7％。
如上所述，本文公开的实施方式提供了通过一体化的加氢裂化和溶剂脱沥青方法将重质烃有效地转化为轻质烃。更具体地，本文描述的实施方式提供了用于升级衍生自其它部分转化方法的原料中的难以转化的物质的高效和有效的方法。有利地，部分转化的减压渣油原料可以与原始状态的减压渣油进料分开处理，从而解决了具有不同组成的进料可能出现的问题。可以通过处理不同列车中的原始减压渣油和部分转化的减压渣油来提供工艺的灵活性。可以通过调整特定进料的操作条件来获得灵活性。通过将进料置于不同的列车中，也可以减小进料单元的尺寸。难以处理的物质可以在没有大量循环体积的情况下处理。
在一个方面，根据本文公开的实施方式的方法可用于在加氢裂化过程中获得高的总进料转化率，例如大于87％、92％、95％或97％的减压渣油总转化率。
虽然本发明包括有限数量的实施方式，但是受益于本发明的本领域技术人员将理解，可以设计出不脱离本发明的范围的其他实施方式。因此，范围应仅由所附权利要求限制。
Claims (40)
1.一种用于升级部分转化的减压渣油的方法，其包括：
利用非反应性汽提介质来汽提部分转化的减压渣油以产生第一馏出物和第一渣油；
溶剂脱沥青所述第一渣油以产生脱沥青油和沥青质馏分；
减压分馏所述脱沥青油以回收脱沥青瓦斯油馏出物和重质脱沥青渣油；
在第一加氢转化催化剂的存在下使所述第一馏出物及所述脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触以产生第一加氢处理流出物；
在第二加氢转化催化剂的存在下使所述重质脱沥青渣油和氢气接触以产生第二加氢处理流出物；以及
分馏所述第二加氢处理流出物以回收加氢裂化的常压渣油和加氢裂化的常压馏出物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述部分转化的减压渣油包括来自上游转化工艺的流出物。
3.根据权利要求1所述的方法，其还包括和所述第一渣油一起溶剂脱沥青所述加氢裂化的常压渣油。
4.根据权利要求1所述的方法，其还包括将部分转化的减压渣油分离成部分转化的减压渣油液体和部分转化的减压渣油蒸气。
5.根据权利要求4所述的方法，其还包括在所述第一加氢转化催化剂的存在下、在温度和压力的条件下，接触所述部分转化的减压渣油蒸气以产生所述第一加氢处理流出物。
6.根据权利要求4所述的方法，其还包括将所述部分转化的减压渣油蒸气与所述脱沥青瓦斯油馏出物组合。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述第一加氢转化催化剂存在下使所述第一馏出物及所述脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触还包括使所述加氢裂化的常压馏出物与所述第一加氢转化催化剂接触。
8.根据权利要求4所述的方法，其中，在所述第一加氢转化催化剂存在下使所述第一馏出物及所述脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触还包括使所述加氢裂化的常压馏出物、所述脱沥青瓦斯油馏出物和所述部分转化的减压渣油蒸气或其组合与所述第一加氢转化催化剂接触。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述第二加氢转化催化剂存在下使所述重质脱沥青渣油流和氢气接触是在360℃至480℃的温度范围内、70巴至230巴的压力范围内、0.1至3.0hr-1的液时空速以及5000至20000scf/bbl的氢油比的条件下进行。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述第一加氢转化催化剂存在下使所述第一馏出物及所述脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触是在360至480℃的温度范围内、70至230巴的压力范围内、0.1至3.0hr-1的液时空速以及5000至20000scf/bbl的氢油比的条件下进行。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述部分转化的减压渣油的总转化率为至少98％。
12.根据权利要求1所述的方法，其还包括将所述沥青质馏分气化以产生合成气。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述合成气包括氢气，用于接触所述脱沥青瓦斯油馏出物和所述重质脱沥青渣油物流。
14.根据权利要求2所述的方法，其中，所述上游转化工艺包括加氢裂化单元、减压渣油焦化单元、加氢热解单元、加氢裂解单元、油页岩干馏单元、生物质加氢裂解单元、生物质加氢热解单元、焦油砂提取工艺、蒸汽辅助重力泄油工艺、水平段注空气工艺、原位石油提取工艺或其组合。
15.根据权利要求2所述的方法，其中，所述上游转化工艺包括裂解单元。
16.根据权利要求2所述的方法，其中，所述上游转化工艺包括生物质裂解单元。
17.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一加氢转化催化剂在固定床内并且所述第二加氢转化催化剂在沸腾床反应器内。
18.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一加氢转化催化剂在固定床内并且所述第二加氢转化催化剂在浆料反应器内。
19.根据权利要求1所述的方法，其中，所述非反应性汽提介质是氮气、燃料气体或蒸汽。
20.根据权利要求1所述的方法，其中，所述非反应性汽提介质是氢气。
21.根据权利要求1所述的方法，其中，所述溶剂脱沥青还包括溶剂脱沥青所述加氢裂化的常压渣油。
22.根据权利要求1所述的方法，其中，汽提还包括汽提所述加氢裂化的常压渣油。
23.一种用于升级部分转化的渣油烃的系统，该系统包括：
传质装置，其用于将部分转化的渣油烃流汽提成第一馏出物流和第一渣油流；
溶剂脱沥青单元，其用于从所述第一渣油流回收脱沥青油流和沥青质流；
减压分馏单元，其用于分馏所述脱沥青油流以回收脱沥青瓦斯油流和重质脱沥青渣油流；
沸腾床加氢转化反应器系统，其用于使所述重质脱沥青渣油流及氢气与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；
分离单元，其用于分馏所述第一流出物以回收烃常压馏出物流和烃常压渣油流；
固定床加氢转化反应器系统，其用于接触所述第一馏出物流、所述脱沥青瓦斯油流和所述烃常压馏出物流中的至少一个以产生第二流出物。
24.根据权利要求23所述的系统，其还包括气化系统，用于将所述沥青质流转化为合成气。
25.根据权利要求23所述的系统，其还包括部分升级转换单元，用于将渣油流转换成所述部分转化的渣油流。
26.根据权利要求25所述的系统，其中，所述部分升级转换单元选自加氢裂化单元、减压渣油焦化单元、加氢热解单元、加氢裂解单元、油页岩干馏单元、生物质加氢裂解单元、生物质加氢热解单元、焦油砂提取单元、蒸汽辅助重力泄油工艺、水平段注空气工艺、原位石油提取工艺或其组合所组成的组。
27.根据权利要求25所述的系统，其中，所述部分升级转换单元为裂解单元。
28.根据权利要求25所述的系统，其中，所述部分升级转换单元为生物质裂解单元。
29.根据权利要求23所述的系统，其中，所述传质装置包括汽提塔。
30.根据权利要求26所述的系统，其中，所述加氢裂化单元包括沸腾床、固定床或移动床加氢裂化单元。
31.根据权利要求23所述的系统，其还包括在所述传质装置上游的高温/高压分离器，以产生所述部分转化的渣油烃流。
32.根据权利要求31所述的系统，其中，将来自所述高温/高压分离器的蒸气馏分进料到所述固定床加氢转化反应器系统。
33.根据权利要求23所述的系统，其中，所述分离单元选自由高压高温分离器单元、常压分馏单元或其组合所组成的组。
34.根据权利要求33所述的系统，其中，所述分离单元包括所述常压分馏单元上游的所述高温/高压分离器，以从所述沸腾床加氢转化反应器系统的所述第一流出物回收蒸气馏分和液体馏分。
35.根据权利要求34所述的系统，其中，将来自所述高温/高压分离器的所述蒸气馏分进料到所述固定床加氢转化反应器系统。
36.根据权利要求34所述的系统，其中，将来自所述高温/高压分离器的所述液体馏分进料到所述常压分馏单元。
37.根据权利要求23所述的系统，其中，将来自分离单元的所述烃常压渣油流进料到所述溶剂脱沥青单元。
38.根据权利要求23所述的系统，其中，将来自分离单元的所述烃常压渣油流进料到所述传质装置。
39.一种用于升级部分转化的减压渣油的方法，其包括：
用传质装置汽提所述部分转化的减压渣油以产生第一馏出物和第一渣油；
用溶剂脱沥青单元脱沥青所述第一渣油以产生脱沥青油和沥青质馏分；
用减压分馏单元分馏所述脱沥青油以回收脱沥青瓦斯油馏出物和重质脱沥青渣油；
在沸腾床加氢转化反应器中在第一加氢转化催化剂存在下使所述第一馏出物及所述脱沥青瓦斯油馏出物与氢气接触以产生第一加氢处理流出物；
在固定床加氢转化反应器系统中在第二加氢转化催化剂存在下使所述重质脱沥青渣油和氢气接触以产生第二加氢处理流出物；以及
用高压高温分离器单元分离所述第二加氢处理流出物以回收加氢裂化的渣油和加氢裂化的馏出物。
40.根据权利要求39所述的方法，其还包括用常压馏分单元分馏所述加氢裂化的渣油以回收加氢裂化的常压渣油和加氢裂化的常压馏出物。
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