CN107075392B - 与真空蒸馏和溶剂脱沥青整合以减少重多环芳香族积累的加氢裂解方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种经过整合的加氢裂解、真空蒸馏以及溶剂脱沥青方法，其供用于控制重油回收流中多环芳香烃的量，所述控制通过以下来进行：在真空蒸馏单元中将所述重油回收流的一部分分离成各种馏分，并且以允许控制所述重油回收流中的所述多环芳香烃的方式(包括溶剂脱沥青)处理所述各种馏分。
Description
本申请案要求2014年10月22日申请的美国临时申请第 62/066,937号的优先权，其公开内容以全文引用的方式并入本文中。
技术领域
本发明涉及与使用真空蒸馏和溶剂脱沥青整合以减少加氢裂解方 法的重油回收流中多环芳香(PCA)烃的积累的加氢裂解方法。
背景技术
加氢裂解方法用以将自粗油获得的重油馏分或原料(如重常压气 体油、常压残油以及真空气体油)升级至更有价值的较低分子量或较低 沸点产物，如柴油、煤油以及石脑油。通常加氢裂化的重油馏分包含 在高于290℃(550℉)下沸腾的烃组分，并且至少90重量％的重油馏分 在高于380℃(716℉)下沸腾。重油馏分也可含有沥青烯和多环芳香族(PCA)烃组分。典型重原料具有高于约315℃(600℉)的初始沸点和低 于约590℃(1094℉)的最终沸点。
加氢裂解通过在加氢裂解反应器或区域中使重原料与合适的加氢 裂解催化剂在高温和高压条件下在氢气存在下接触，以便产生升级产 物而实现。产物升级通过使重原料的较大烃分子裂解并且向经过裂解 的分子中添加氢以产生较低分子量分子而实现。
重原料穿过加氢裂解器反应器的每回合转化取决于各种因素，包 括例如重原料的组成、所用加氢裂解催化剂的类型以及加氢裂解器反 应器条件，包括反应温度、反应压力以及反应器空间速度。
加氢裂解器反应器产物传递至通常包括分馏器或汽提器的分离系统中，其供用于分离加氢裂解器反应器产物以产生至少一种较低沸点转化产物和包含未转化成较低沸点产物的重原料部分的馏分。未转化的重原料的馏分可包括重原料中所含有的多环芳香族(PCA)烃和沥青烯，以及在重原料的加氢裂解期间作为副产物形成的PCA烃。未转化 的重原料的经分离馏分可作为重油回收进料返回至加氢裂解器反应 器。
在处理特定类型的重和芳香族加氢裂解器原料中有时遭遇的一个 问题是提供所期望高转化所需的较高强度加氢裂解器反应器条件可导 致形成PCA烃副产物，其在所述方法的重油回收流中积累。此外，为 达成特定重加氢裂解器原料的所期望转化，通常需要重油回收率高于 当处理其它类型的原料时通常所需的重油回收率。PCA烃的形成和较 高回收率的组合可造成重油回收流中PCA烃的非所期望积累。此积累 可在加氢裂解方法的操作中造成大量问题，如，例如提高催化剂失活 的比率、降低转化产率以及导致设备积垢。
在先前技术中已提议多种方法以防止重油回收流中PCA烃(也称 为多核芳香族化合物或PNA)的非所期望积累。一种此类方法涉及采 用反应器流出物的多核富芳香族化合物缩合物的小渗流并且舍弃所述 渗流(美国专利第3619407号)。然而，此方法将导致损失有价值的较 低沸点烃，因为含有未转化烃的渗流被舍弃而非转化。
解决重油回收流中PNA烃积累的问题的另一种方法公开于美国 专利第4447315号中，其涉及将通过分馏回收自反应器流出物的液相 材料产生的重含PNA回收流穿过活性碳或氧化铝的合适床。此方法需 要处理经PNA污染的吸附剂，所述处理为相对昂贵的并且在环境角度 具有挑战性。
美国专利第4698146号公开加氢裂解方法，其中大部分PNA在真 空蒸馏单元的缓慢蜡流中回收，据称其使得来自真空蒸馏单元的底部 物料流更加适合于在溶剂脱沥青单元中升级。低价值含PNA废蜡流自 进入加氢裂解反应区中的任何后续引入分离，其导致损失一部分未转 化的较高沸点烃。
因此，存在对改良的加氢裂解方法的持续需要，所述方法提供重 烃原料的高转化加氢裂解并且减少加氢裂解方法的重油回收流中重聚 芳香烃的积累。
发明内容
本发明加氢裂解方法提供重烃原料的高转化和减少加氢裂解方法 的重油回收流中重多环芳香烃的积累两者。本发明方法包含在加氢裂 解器反应器中加氢裂解重原料以产生加氢裂化产物，其分离成包括重 油回收流的至少两个产物流，所述重油回收流包含一定浓度的多环芳 香烃(PCA烃)。含PCA烃重油回收流划分成两个部分，其第一部分作 为进料回收至加氢裂解器反应器，而重油回收流的第二部分传递至真 空蒸馏单元(在本文中也称为“VDU”或“真空塔”)。在真空蒸馏单元中， 重油回收流的第二部分蒸馏成一种或多种轻真空气体油流、较重真空 气体油流、废油或废蜡流(也称为“废油/蜡”流或“废油”流)以及真空残 油流。较重真空气体油流自VDU传递至加氢裂解反应器而废油/蜡流 和真空残油流自VDU传递至溶剂脱沥青单元。
已出人意料地发现真空蒸馏重回收油的第二部分导致显著部分的 PCA烃存在于较轻VGO流中。如本文所使用的术语“较轻VGO”流是 指真空蒸馏单元的侧馏分流，其获取自传递至加氢裂解器反应器的较 重VGO流的排出点上方的点。根据本发明，重油回收流中显著部分 的PCA烃减少通过不将较轻VGO流传回至加氢裂解器反应器来实 现，除非它们在另一处理单元中处理以减少PCA烃。存在于重回收油 中的PCA烃的量，尤其较重PCA烃，通过如下也减少，将来自VCU 的真空残油流和废油/蜡流传递至溶剂脱沥青单元，在所述单元中所述 流经处理以产生脱沥青石蜡油和包含重PCA烃的重含沥青烯馏分。具 有减少的重PCA烃浓度的脱沥青石蜡油作为进料传递至加氢裂解器 反应器。
附图说明
图1为本发明的经整合加氢裂解方法的一实施例的简化方法流程 图。
具体实施方式
本发明的加氢裂解方法经设计以解决与特定重原料的加氢裂解期 间PCA烃形成和在加氢裂解器方法的重油回收流中的这些PCA烃的 相关积累相关的一些问题。此通过如下完成，将加氢裂解方法与真空 蒸馏单元和溶剂脱沥青单元或系统以一种方式整合，所述方式使得 PCA烃的一部分在这些单元中的每一个中自重油回收流移除，并且来 自这些单元的流可回收至加氢裂解器反应器以提高重原料的总体转 化。
催化性加氢裂解在本领域中已知。存在多种实现重原料的加氢裂 解的方法流程方案并且其包括使用回收流以改良待处理成较轻产物的 重原料的转化。加氢裂解方法的各种实施例和方法流程的实例公开于 美国专利第6451197号和美国专利第6096191号中。这些专利以引用 的方式并入本文中。这些专利中没有一个解决与加氢裂解反应步骤期 间PCA化合物的形成或PCA化合物在分离自加氢裂化产物并且回收 至加氢裂解器反应器的重油回收流内的积累相关的问题。
馈入或引入至本方法的加氢裂解器反应器中的重原料为通常具有 石油或粗油来源的高沸点烃的混合物，但其也可为合成油，如源自焦 油沙或页岩油的那些合成油。相比可通过本发明的加氢裂解方法处理 的所述类型的重原料的实例包括常压气体油，优选地常压气体油的重 馏分；常压残余物；以及真空气体油，轻或重真空气体油。
本发明方法尤其适用于处理较重原料；因为提供较重原料的所期 望转化所需的较高强度加氢裂解器反应器条件倾向于导致形成PCA 烃，并且较高重油回收率通常是提供较重原料的所期望转化所需的。
如上所述处理的重原料通常具有大于约315℃(600℉)的初始沸腾 温度和低于约590℃(1094℉)的终点。然而，期望重原料为较重进料； 因为通过处理较重进料而非较轻进料自本发明方法实现更大益处。因 此，重原料优选地具有大于330℃(626℉)或大于340℃(644℉)的初始 沸腾温度。终点也可低于580℃(1076℉)或低于565℃(1049℉)。也期 望至少90重量％的重油馏分具有高于380℃(716℉)、优选地高于 385℃(725℉)并且最优选地高于390℃(734℉)的沸腾温度。
重原料引入至本发明方法的加氢裂解反应区。加氢裂解反应区由 一个或多个加氢裂解器反应器定义，其可为本领域中熟习此项技术者 已知的任何合适反应器或反应器设计。加氢裂解反应区可包括加氢裂 解催化剂的一个或多个床。
加氢裂解器反应器中所含有的加氢裂解催化剂可为本领域中熟习 此项技术者已知的任何合适加氢裂解催化剂。一般来说，加氢裂解催 化剂包括结晶沸石或分子筛和氢化金属组分，所述氢化金属组分可选 自周期表的第VIII族和第VIB族的一种或多种金属。用于本发明方 法中的潜在合适类型的加氢裂解催化剂的实例描述于美国专利第 6451197号和美国专利第6096191号中。其它合适的加氢裂解催化剂 公开于美国专利第7749373号、美国专利第7611689号、美国专利第 7192900号、美国专利第6174430号、美国专利第5358917号以及美 国专利第5277793号中。这些专利以引用的方式并入本文中。
重原料与加氢裂解器反应器的加氢裂解反应区中所含有的加氢裂 解催化剂在氢存在下并且在合适加氢裂解反应条件下接触。典型加氢 裂解反应条件为本领域中熟习此项技术者已知的并且公开于本文列举 的专利技术中。
加氢裂解反应条件经设定以便提供重原料的所期望转化并且提供 较轻沸腾产物的所期望混合物。当本文提及重原料的转化时，意味着 重原料的重、高沸腾温度烃分子通过加氢裂解反应转化成较轻、较低 沸腾温度烃分子的比例。具体地说，术语“转化”定义为重原料中所含 有的具有处于或高于380℃(716℉)的沸腾温度的烃分子转化成具有低 于380℃(716℉)的沸腾温度的较低沸腾温度分子的重量百分比。通常， 目标转化为至少50％。优选地重原料的转化超过60％，并且最优选地 转化大于75％。
来自加氢裂解器反应器的加氢裂化产物传递至分离系统，所述分 离系统提供除产物分离成具有处于或高于380℃(716℉)的沸腾温度的 较重、未转化烃以外，使产物分离成包含较低沸腾温度烃(如，例如在 馏出物和石脑油沸腾范围中沸腾的烃)的一个或多个产物流。
所述一个或多个产物流包括沸腾温度低于380℃(716℉)的经转化 烃。所述产物可包括石脑油，其含有在高于约100℃至低于约130℃下 沸腾的烃；煤油，其含有在高于约130℃至低于约290℃下沸腾的烃； 以及柴油，其含有在高于约290℃至低于约380℃下沸腾的烃。
分离系统可包括提供用于将加氢裂化产物分离成较轻加氢裂解器 产物和重油回收流的单个汽提器、分馏器或快速分离器，或分离系统 可包括呈各种布置配置的多个各种汽提器、分馏器、快速分离器，以 便提供用于将加氢裂化产物分离成一种或多种轻加氢裂解器产物和重 油回收流。
自分离系统产生的重油回收流含有重原料的加氢裂解期间形成的 重多环芳香烃，并且如果存在的话，其含有馈入至加氢裂解器反应器 的重原料中所含有的未转化沥青烯。重油回收流的PCA烃的浓度可取 决于如下的因素：经处理原料的类型、加氢裂解器的操作强度以及重 原料的转化。
本文提及的多环芳香烃包含由多个稠合(即，共用一个或多个面) 的芳香族环组成烃。多环芳香烃此外也称为多核芳香族化合物 (“PNA”)。因此，术语“多环芳香烃”、“PCA烃”、“PCA”、“多核芳香 族化合物”或“PNA”在本文中可互换地使用以指具有多个稠合芳香族 环的芳香族烃。此类PCA烃可在进料中进入加氢裂解反应区，但通常 在加氢裂解反应区中产生，例如通过每分子具有4至6个芳香族环的 较小PCA(在本文中称为“PCA前驱体”)缩合成每分子具有7个或更多 个芳香族环、或9个或更多个芳香族环、或甚至11个或更多个芳香族 环的较大PCA烃。此类PCA烃包括六苯并苯(7环)、苯并六苯并苯(9 环)、间二蒽嵌四并苯(10环)、二-六苯并苯(15环)、六苯并苯基间二蒽 嵌四并苯(coronylovalene)(18环)以及二间二蒽嵌四并苯(21环)。PCA 烃，尤其重PCA烃，不轻易裂解并且倾向于在方法设备中积累，导致 积垢、催化剂失活以及其它问题。如本文所使用的术语“重PCA烃” 是指每分子具有11个或更多个芳环的PCA烃。
本文提及的沥青烯包括重原料的分子组分，其主要由碳、氢、氮、 氧以及硫原子构成，且其不溶于正庚烷(C7H16)并且可溶于甲苯 (C6H5CH3)中。因此，重原料的沥青烯组分为当正庚烷添加至组分时 沉淀的烃部分。
重油回收流中PCA烃的浓度受到本发明方法控制，使得重油回收 流中PCA烃的量保持低于1,000ppmw，但优选地，浓度保持低于750 ppmw。更优选地，重油回收流中PCA烃的浓度保持低于500ppmw， 并且最优选地，其低于250ppmw。
虽然本领域中熟习此项技术者已知的任何合适的方法可用以测量 重油回收流的PCA烃浓度，但已发现重油回收流的PCA烃的总浓度 可与其六苯并苯的浓度相关。因为此关系，重油回收流中六苯并苯的 浓度可单独测量并且与重油回收流中PCA烃的总浓度相关，并且代替 总PCA烃浓度用作控制参数。
当六苯并苯浓度用作控制参数时，重油回收流中六苯并苯的量保 持低于750ppmw。优选地，重油回收流中六苯并苯的浓度保持低于 500ppmw，更优选地低于300ppmw，并且最优选地低于150ppmw。
在先前技术加氢裂解方法中，重油回收流作为进料回收或返回至 加氢裂解器反应器。然而，在处理所述类型的重原料中并且在由本发 明的加氢裂解方法设想的重度加氢裂解条件下，预期在重油回收流中 PCA烃的积累将进行至若不解决则导致多种问题的浓度水平。一个问 题在于，重油回收流中较高浓度的PCA烃可导致加氢裂解催化剂的失 活、转化产率的降低以及设备积垢。通过降低加氢裂解器反应器强度 弥补重油回收流中较高PCA烃浓度的负面效果的成果可导致馈入至 加氢裂解器反应器的重原料的转化的非所期望降低。
为解决这些问题中的一部分，将自重油回收流获取的渗流或滑流 (在本文中也称为重油回收流的第二部分)传递至真空蒸馏单元(VDU)， 在所述真空蒸馏单元中其通常通过重原料进入VDU，蒸馏成一种或多 种轻真空气体油流、较重真空气体油流、废油或废蜡流(也称为“废油/ 蜡”流或“废油”流)以及真空残油流。
已出乎意料地发现较轻VGO流(即，获取自传递至加氢裂解器反 应器的VGO流的排出点上方的点的真空蒸馏单元中的那些侧馏分流) 含有相对大的量的PCA烃。因此，本发明方法的一重要特征为重油回 收流中显著部分的PCA烃减少通过不将较轻VGO流传回至加氢裂解 器反应器来实现，除非它们进一步经处理以减少PCA烃。
较重真空气体油流自VDU传递至加氢裂解反应器，而“废油”流 和真空残油流自VDU传递至溶剂脱沥青单元，在所述单元中它们经 处理以产生脱沥青石蜡油和包含一部分PCA烃，尤其重PCA烃的重 含沥青烯馏分。具有减少浓度的PCA烃的脱沥青石蜡油作为进料回收 至加氢裂解器反应器，而来自溶剂脱沥青单元的重沥青烯和含PCA烃 馏分离开加氢裂解器方法系统并且传递至下游用于进一步处理或作为 产物。
本领域中熟习此项技术者已知的任何合适的真空蒸馏单元或真空 塔可用于将重烃原料和含PCA烃重油回收流分离成如先前所描述的 适当馏分。真空蒸馏单元通常在远低于常压的减压下操作并且用以将 重原料(如来自粗油蒸馏单元的底部的残余物)分离成各种馏分或流， 包括一种或多种轻真空气体油(VGO)流、一种或多种重真空气体油 (VGO)流、真空残余物流或残油流以及废油/蜡流。废油/蜡流总体上包 括在重VGO流与真空残油流之间的温度下沸腾的那些材料。
本领域中熟习此项技术者已知的任何合适的溶剂脱沥青系统可用 于提供来自真空蒸馏单元的含PCA烃真空残油和废油/蜡流的溶剂脱 沥青，以产生具有减少的PCA烃含量的脱沥青石蜡油。
在重油的溶剂脱沥青的一个合适方法中，轻溶剂(如丁烷或戊烷烃) 用以溶解或悬浮较轻烃以便使得沥青烯或PCA沉淀。所得相随后经分 离并且回收溶剂。
各种溶剂脱沥青和使用溶剂脱沥青的其它各种方法的实例描述于 美国专利第8658030号、美国专利第4810367号、美国专利第4514287 号以及美国专利第4440633号中。这些专利以引用的方式并入本文中。
美国专利第7214308号公开整合溶剂脱沥青单元与若干沸腾床反 应器的方法，以便提供分离自沸腾床加氢裂解反应器中的真空残余物 进料的脱沥青油(DAO)的分离处理，以及分离自另一独立沸腾床加氢 裂解反应器中的真空残余物进料的沥青烯的分离处理。此方法不回收 由使脱沥青油裂解而产生的产物中的任一种。美国专利第7214308号 以引用的方式并入本文中。
整合溶剂脱沥青与加氢裂解的另一方法公开于美国专利第 8287720号中。在此方法中，残油进料在第一加氢裂解器反应阶段加 氢裂化以形成第一阶段流出物，并且由第一加氢裂解器反应阶段产生 的脱沥青油馏分在第二独立加氢裂解器反应阶段中加氢裂化。脱沥青 油馏分不回收至第一加氢裂解器反应阶段。美国专利第8287720号以 引用的方式并入本文中。
重油回收流的第一部分(可为重油回收流中不传递至真空蒸馏单 元的部分或整个部分)自分离系统传递并且作为回收进料馈入至加氢 裂解器反应器。通过将重油回收流的第一部分回收至加氢裂解器反应 器，重原料的未转化重烃转化为较低沸腾温度烃，并且重原料的总体 转化提升。
为使重油回收流中的重多环芳香族化合物浓度保持在可接受水 平，重油回收流的第二部分与重油回收流的第一部分的重量比受到控 制。通过将此比率控制在某一所期望范围内，重油回收流中重多环芳 香族化合物的浓度可保持或控制在低于导致转化显著降低和与在重油 回收流中具有高浓度重多环芳香族化合物相关的其它问题的水平。
在本发明方法中，重油回收流的第二部分(B)与重油回收流的第一 部分(A)的重量比，即B/A比率，通常受到控制以便低于0.5。使B/A 比率保持尽可能的低可存在特定经济和其它优势，因此，一般来说， 为提供来自PCA烃的减少的所期望益处的B/A比率可保持的越低越 好。因此，将更通常需要将B/A比率控制在低于0.4并且大于0.05， 如给定原料和转化要求的加氢裂解方法的特定操作所需要。更通常地， B/A比率控制在0.1至0.35的范围内，并且最通常地，此比率控制在 0.15至0.3的范围内。
本发明方法的另一显著特征为，回收至加氢裂解器反应器、不经 历真空蒸馏或预先溶剂脱沥青的重油回收流的第一部分当在本文中提 及重油回收流的“主要部分”时为重油回收流的主要部分，意味着至少 60wt.％的重油回收流、优选地至少70wt.％的重油回收流、并且更优 选地至少75wt.％的重油回收流回收至加氢裂解器反应器。
图1展现本发明的加氢裂解方法10的一实施例的简化方块流程 图。此方法提供加氢裂解方法10的重油回收流中的多环芳香烃积累的 减少。
重原料，如常压残油，借助于管道13进入真空蒸馏单元14，在 此处重原料蒸馏并且分离成各种馏分。重油回收流作为第二进料借助 于管道30引入至真空蒸馏单元14。重油回收流的来源在下文详细论 述。
真空蒸馏单元14提供将重原料和重回收油流分离成馏分或馏份。 在图中展示为LVGO的最轻馏分经由管道15离开真空蒸馏单元14。 其它VGO馏分(在图中展示为馏分A、馏分B以及馏分C)分别经由管 道16、17以及18离开真空塔14，用于进一步处理或作为产物。与馏 分A、B或C相比为较重VGO馏分的馏分D穿过管道19至加氢裂解 器反应器22并且作为进料引入至加氢裂解区域23中。废油/蜡馏分和 真空残油馏分分别借助于管道20和21离开真空蒸馏单元，并且传递 至溶剂脱沥青单元33。
如上文所论述，来自真空塔14的VGO流19(馏分D)作为原料引 入至由加氢裂解器反应器22定义的加氢裂解反应区23。任选地，一 种或多种另外重烃原料，如重常压气体油或常压残油，可借助于管道 24引入至加氢裂解器反应器。加氢裂解反应区23内所含有的为加氢 裂解催化剂25的一个或多个床。来自真空蒸馏单元14的重VGO流 和任选的其它重原料以及氢在反应区23内与加氢裂解催化剂25在合 适加氢裂解条件下接触，以便提供重烃的至少一部分裂解成较低沸点 烃。
加氢裂化产物作为加氢裂解器反应流出物通过管道26自加氢裂 解器反应器22传递并且馈入至分离系统27。分离系统27定义一个或 多个分离区并且提供用于将加氢裂解器产物分离成包括重油回收流和 一种或多种轻加氢裂解器产物的至少两个产物流的方式。
一种或多种轻加氢裂解器产物可包括包含沸腾温度低于 380℃(716℉)的烃的较低沸点烃产物，如石脑油、煤油以及柴油。至 少一种轻加氢裂解器产物自分离系统27借助于管道30传递至下游用 于进一步处理或产物存储。
重油回收流主要包含沸腾温度处于或高于380℃(716℉)的重原料 的重烃，其穿过加氢裂解反应区23，未转化成沸腾温度低于 380℃(716℉)的较低沸点烃。此重油回收流进一步包含PCA烃，其在 加氢裂解反应区23内加氢裂解重原料的步骤期间形成。
重油回收流通过管道28自分离系统27离开。重油回收流的第一 部分借助于管道29传递并且引入至加氢裂解反应区23作为回收进料， 以及氢和任选地另一种重原料，通过管道24引入至加氢裂解反应区 23。
重油回收流的第二部分借助于管道30传递至真空蒸馏单元14， 在所述单元中其经馈入并且通过蒸馏分离成各种馏分，包括4个真空 气体油支流，在图中展示为馏分A、B、C以及D。本发明方法的一重 要方面为已发现含有相对高浓度的PCA烃的馏分C不返回至加氢裂 解方法。替代地其用作渗流或传递至下游用于进一步处理或作为产物。
废油/蜡流和真空残油流分别通过管道20和21离开真空蒸馏单元 14，并且馈入至溶剂脱沥青单元33，其定义溶剂脱沥青区域34。溶剂 脱沥青单元33提供用于自这些流分离沥青烯和PCA烃，尤其重PCA 烃，以产生大体上耗乏PCA烃的脱沥青石蜡油和富含PCA烃的含沥 青烯流的方式。大体上耗乏PCA烃的脱沥青石蜡油通过管道35自溶 剂脱沥青单元33传递并且作为进料回收至加氢裂解器反应器22。富 含PCA烃的含沥青烯流通过管道35自溶剂脱沥青单元33传递以进一 步处理或存储。
经由管道30传递至真空蒸馏单元14的重油回收流的第二部分(B) 与回收至加氢裂解器反应器22的重油回收流的第一部分(C)的重量比 受到控制，以便在重油回收流中维持足够低浓度的PCA烃。通常，此 第二部分(B)与第一部分(A)的重量比受到控制使得B/A低于0.5。
在图中以虚线展示的本发明方法的另一实施例中，沸腾温度低于 380℃(716℉)并且含有相对高浓度的PCA烃的流通过管道32自分离 系统27抽出并且分成两个部分。此较低沸点含PCA烃流的第一部分 穿过管道31并且与经由管线29回收至加氢裂解器22的重油回收流的 第一部分组合。较低沸点含PCA烃流的第二部分穿过管道36并且与 经由管道30传递至真空蒸馏单元14的重油回收流的第二部分组合。
以下实例展现本发明的方面中的一部分。
实例
在此实例中在来自由加氢裂解器反应器获得的100％的重油回收 流上操作的真空蒸馏单元的各种流中测定PCA烃的浓度。PCA烃浓 度在获取自各种流的样品上如下测定，通过使用二甲亚砜(DSMO)获 取样品的萃取物，随后使用高效液相色谱对萃取物分析六苯并苯、甲 基六苯并苯、乙基六苯并苯、萘六苯并苯以及间二蒽嵌四并苯的存在。 制备六苯并苯标准曲线，并且样品中的PCA烃根据曲线的线性范围量 化。所测试各种VCU流的PCA烃含量展示于下文表1中。
表1
| 样品 | PCA烃，ppmw |
| 至VCU的重油回收进料 | 306.5 |
| LVGO | 199.7 |
| 馏分A | 45.9 |
| 馏分B | 199.7 |
| 馏分C | 786.4 |
| 馏分D | 470.6 |
| 废油馏分 | 207.5 |
| 真空残油 | 97.2 |
如由上文数据可见，与馏分D、废油馏分或真空残油馏分相比具 有较低沸点的馏分C具有出乎意料地高的PCA烃含量。出乎意料地 较轻馏分C的PCA浓度显著大于馏分D、废油以及真空残油的较重 馏分的PCA浓度。因此，本发明加氢裂解方法的一重要方面为通过不 将具有较高PCA烃浓度的VGO流(如馏分C)回收至加氢裂解器反应 器来控制重油回收流中的PCA烃水平。除通过自重油回收流移除重 PCA烃实现PCA烃控制以外，此可通过将废油/蜡馏分和真空残油馏 分两者传递至溶剂脱沥青单元来实现。
前文图和实例中的描述仅意图说明本发明方法，但不意图以任何 方式限制本发明的范围。
Claims (10)
1.一种加氢裂解方法，其供用于减少所述加氢裂解方法的重油回收流中的多环芳香烃的积累，其中所述方法包含：
(a)在加氢裂解器反应器中加氢裂解重原料以产生加氢裂化产物，将所述加氢裂化产物分离成包括所述重油回收流的至少两个产物流，所述重油回收流包含一定浓度的所述多环芳香烃，其中所述重原料通常具有大于315℃的初始沸腾温度和低于590℃的终点；
(b)将所述重油回收流的第一部分作为循环进料传递至所述加氢裂解器反应器中；
(c)将所述重油回收流的第二部分传递至真空蒸馏单元中，其中将所述第二部分分离成至少轻真空瓦斯油流、较重真空瓦斯油流、废油/蜡流以及真空残油流，并且其中所述轻真空瓦斯油流所含有的多环芳香烃的浓度大于所述较重真空瓦斯油流中的多环芳香烃的浓度；
(d)将所述较重真空瓦斯油流作为进料传递至所述加氢裂解器反应器中；
(e)使用含有较高浓度的多环芳香族化合物的轻真空瓦斯油流作为不返回至所述加氢裂解器反应器的渗流或产物流；
(f)将所述废油/蜡流和所述真空残油流传递至溶剂脱沥青单元中，其中将沥青烯和重多环芳香烃从所述废油/蜡流中分离以产生贫含多环芳香烃的脱沥青石蜡油；以及
(g)将所述贫含多环芳香烃的脱沥青石蜡油作为进料传递至所述加氢裂解器反应器中。
2.根据权利要求1所述的加氢裂解方法，其中所述加氢裂解方法受到控制以便提供所述重油回收流的所述第二部分与所述重油回收流的所述第一部分的重量比在低于0.5的范围内。
3.根据权利要求1所述的加氢裂解方法，其中所述至少两个产物流进一步包括至少一种轻加氢裂化产物并且其中将所述至少一种轻加氢裂化产物在分离系统中与所述重油回收流分离，并且将所述重油回收流的第一部分从所述分离系统传递至所述加氢裂解器反应器中，而将所述重油回收流的第二部分从所述分离系统传递至所述真空蒸馏单元中。
4.根据权利要求2所述的加氢裂解方法，其中所述重油回收流的所述第二部分与所述重油回收流的所述第一部分的所述重量比受到控制，以便维持所述重油回收流中所述多环芳香烃的浓度低于1000ppmw。
5.根据权利要求1所述的加氢裂解方法，其中所述至少两个产物流进一步包括至少一种轻加氢裂化产物，其中所述至少一种轻加氢裂化产物中的每一种的终沸点都低于380℃。
6.根据权利要求5所述的加氢裂解方法，其中所述加氢裂解方法提供所述重原料至少50％的转化，其中所述转化定义为以所述重原料的重量计，在处于或高于380℃下沸腾的所述重原料的烃转化为在低于380℃下沸腾的烃的百分比。
7.根据权利要求4所述的加氢裂解方法，其中所述重油回收流的所述第二部分与所述重油回收流的所述第一部分的所述重量比受到控制，以便维持所述重油回收流中所述多环芳香烃的浓度低于500ppmw。
8.根据权利要求7所述的加氢裂解方法，其中所述加氢裂解方法受到控制以便提供所述第二部分与所述第一部分的重量比在0.1至0.35的范围内。
9.根据权利要求8所述的加氢裂解方法，其中所述重油回收流的所述第二部分与所述重油回收流的所述第一部分的所述重量比受到控制，以便维持所述重油回收流中所述多环芳香烃的浓度低于250ppmw。
10.根据权利要求6所述的加氢裂解方法，其中所述加氢裂解方法提供所述重原料的至少75％的转化。
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