CN107532089B - 使用两个汽提塔回收加氢处理烃的方法和装置 - Google Patents

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Abstract

公开了使用热汽提塔和冷汽提塔从加氢处理单元回收加氢处理流出物的方法和装置。在产物分馏之前，仅将热加氢处理流出物在火焰加热器中加热，从而实现大量的运行和资本节约。当将VGO在加氢处理反应器中进行加氢处理时，来自冷汽提塔底部管线的冷汽提料流可绕过产物分馏塔直接送至柴油池。

Description

使用两个汽提塔回收加氢处理烃的方法和装置
优先权声明
本申请要求2015年6月1日提交的美国申请No.14/726956的优先权，其内容通过引用整体并入本文。
领域
技术领域是加氢处理烃料流的回收。
背景
加氢处理可以包括在加氢处理催化剂和氢气的存在下将烃转化为更有价值的产物的方法。
由于环境问题和新制定的规则和条例，可销售燃料必须满足污染物如硫和氮的越来越低的限度。新法规要求从柴油中基本上完全除去硫。例如，低硫柴油要求通常小于100或50wppm硫。超低硫柴油(ULSD)要求通常小于10wppm硫。
加氢处理可用于从烃料流中除去杂原子如硫和氮以满足燃料规格并饱和烯属化合物。加氢处理可以在高压或低压下进行，但通常在比加氢裂化更低的压力下操作。
加氢处理回收装置通常包括单个汽提塔用于用汽提介质如蒸汽汽提加氢处理流出物以除去不想要的硫化氢。然后将汽提流出物在火焰加热器中加热至分馏温度，然后进入产物分馏塔以回收产物如石脑油、煤油和柴油。
加氢处理由于苛刻的工艺条件如所用的高温和高压而非常耗能。当加氢处理真空瓦斯油(VGO)时，在进料加热器中消耗大量燃料到产物分馏器以将柴油产物料流与处理的VGO产物料流分离。对于典型的VGO加氢处理装置，产物分馏塔的进料加热器可占总使用成本的42％。
因此，继续需要改进从加氢处理流出物中回收燃料产物的方法。这种方法必须能够更有效地满足精炼厂日益增长的需求。
发明内容
在方法实施方案中，加氢处理方法包括在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出物料流。将加氢处理流出物料流分离成冷分离器料流和热分离器料流。将冷分离器料流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流，并将热分离器料流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流。将热汽提料流在产物分馏塔中分馏，而冷汽提料流绕过产物分馏塔。
在装置实施方案中，用于加氢处理的装置包括加氢处理反应器和与加氢处理反应器连通的分离段。冷汽提塔和热汽提塔与分离段连通。产物分馏塔经由热汽提管线与热汽提塔连通；来自冷汽提底部的冷汽提管线绕过产物分馏塔。
在一方面，柴油产物料流可以作为来自冷汽提塔的底部管线的冷汽提料流回收。可以将柴油产物料流供至柴油池中，而不进一步处理或升级。
附图说明
附图是本发明实施方案的简化工艺流程图。
定义
术语“连通”是指在枚举的组件之间可操作地允许材料流动。
术语“下游连通”是指流至下游连通的对象的至少一部分材料可以从与其连通的对象可操作地流出。
术语“上游连通”是指从上游连通的对象中流出的至少一部分材料可以可操作地流至与其连通的对象。
术语“直接连通”是指来自上游组件的料流进入下游组件而不会由于物理分馏或化学转化而经历组成变化。
术语“绕过”是指该对象不与绕过的对象下游连通至至少绕过的程度。
术语“塔”是指用于分离具有不同挥发性的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另有说明，否则每个塔包括塔顶部的冷凝器，用于使一部分顶部料流冷凝和回流回塔顶部，和在塔底部的再沸器，以将一部分底部料流蒸发并送回到塔的底部。可以将塔的进料预热。顶部压力是塔的蒸气出口处顶部蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。顶部管线和底部管线是指从塔的任何回流或再沸下游至塔的净管线。汽提塔在塔的底部省略再沸器，取而代之的是提供加热要求和从流化惰性介质如蒸汽中分离的动力。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)是指用于测定材料的沸点的测试方法，对应于ASTM D2892，用于在5:1回流比的塔中使用15个理论塔板生产液化气、馏分和标准质量的渣油(由其可以获得分析数据)并测定上述馏分的质量和体积收率(由其产生温度vs.质量％蒸馏的曲线)。
如本文所用，术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86在分别为5体积％或95体积％(根据具体情况)的样品沸腾的温度。
如本文所用，术语“初沸点”(IBP)是指使用ASTM D-86样品开始沸腾的温度。
如本文所用，术语“终沸点”(EP)是指使用ASTM D-86样品全部煮沸的温度。
如本文所用，术语“转化”是指将进料转化为沸点在柴油沸程或低于柴油沸程的物质。使用真沸点蒸馏法，柴油沸程的柴油分馏点在343℃和399℃(650°F至750°F)之间。
如本文所用，术语“柴油沸程”是指使用真沸点蒸馏法在132℃至399℃(270°F至750°F)范围内沸腾的烃。
如本文所用，术语“分离器”是指具有入口和至少顶部蒸气出口和底部液体出口的容器，并且还可以具有来自接受器的含水料流出口。闪蒸槽是一种分离器，其可以与可在更高压力下操作的分离器下游连通。
详细说明
两个汽提塔可以用于VGO加氢处理方法和装置10中。热汽提塔可用于加工热加氢处理分离器料流，其可以是来自热闪蒸槽和/或热分离器的液体。冷汽提塔可用于加工冷加氢处理分离器料流，其可以是来自冷闪蒸槽和/或冷分离器的液体。冷汽提塔底部产物不传送通过产物分馏进料加热器，但可能不经进一步处理而直接送至柴油池。热汽提塔底部产物可送至产物分馏进料加热器。在这种设计中，加热器的进料速率显著降低，从而相应地降低了产物分馏加热器的负荷和尺寸。
用于加氢处理烃的装置和方法10包括加氢处理单元12，分离段13和分馏段14。烃进料管线16中的烃进料流和氢气补充管线18中的补充氢气料流被供至加氢处理单元12。加氢处理流出物料流在分离段13中分离。分离段13与加氢处理反应器24下游连通，分馏段14与分离段13下游连通。
氢气管线76中的由来自管线18的补充氢气料流补充的氢气料流可以与进料管线16中的烃进料流结合以提供在进料管线20中的加氢处理进料流。管线20中的加氢处理进料流可以通过热交换和在火焰加热器22中加热并供至加氢处理反应器24。
在一个方面，本文所述的方法和装置10特别用于加氢处理常规烃进料流。最常见的这种常规的烃进料流是“真空瓦斯油”(VGO)，其通常是通过常压残渣的真空分馏制备的具有IBP为至少232℃(450°F)，T5为至少288℃(550°F)至343℃(650°F)，T95为510℃(950°F)和570℃(1058°F)之间且EP不高于626℃的(1158°F)的沸程的烃材料。这样的馏分通常在焦炭前体和重金属污染物方面较低。常压残渣是常压原油蒸馏塔的底部产物得到的IBP为至少315℃(600°F)，T5为340℃(644°F)至360℃(680°F)，T95为700℃(1292°F)至900℃(1652°F)的可供选择的原料。常压残渣相对于VGO在焦炭前体和金属污染物方面通常较高。可用作新鲜烃料流的其他重质烃原料包括来自原油、重质沥青原油、页岩油、焦油砂提取物、脱沥青残渣、煤液化产物和真空还原原油的重底部产物。新鲜的烃原料还包括上述烃的混合物，上述列表不全面。VGO是优选的烃进料流。
在加氢处理反应器24中进行加氢处理。加氢处理是在合适的催化剂存在下使氢与烃接触的方法，其主要用于从烃原料中除去杂原子，例如硫、氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可能饱和。芳族化合物也可能饱和。一些加氢处理工艺专门设计用于使芳烃饱和。加氢处理产物的浊点也可降低。
加氢处理反应器24可以是固定床反应器，其包含一个或多个容器，每个容器中单个或多个催化剂床，以及加氢处理催化剂在一个或多个容器中的各种组合。预期加氢处理反应器24在液体烃进料的体积大于氢气体积的连续液相中操作。加氢处理反应器24还可以在常规连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中操作。
加氢处理反应器24可以包括多于一个容器和多个加氢处理催化剂床。加氢处理反应器24还可以含有适于饱和芳烃、加氢脱蜡和加氢异构化的加氢处理催化剂。骤冷材料如氢气、烃进料或甚至加氢处理产物可以注入加氢处理催化剂床之间以冷却反应产物并控制反应器温度。
用于本发明的合适的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，包括在高表面积载体材料(优选氧化铝)上包含至少一种Ⅷ族金属(优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选钼和钨)的那些。其它合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在相同的加氢处理反应器24中使用多于一种类型的加氢处理催化剂在本发明的范围内。Ⅷ族金属通常以2至20重量％，优选4至12重量％的量存在。VI族金属通常以1至25重量％，优选2至25重量％的量存在。
优选的加氢处理反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，适宜地316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，2.1MPa(表压)(300psig)，优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，适宜地12.4MPa(表压)(1800psig)，优选6.9MPa(表压)(1000psig))的压力，0.1小时-1，适宜地0.5小时-1至4小时-1，优选1.5-3.5小时-1的新鲜烃质原料的液时空速，168Nm3/m3(1000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)，优选168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)的氢气速率，加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
加氢处理流出物离开加氢处理反应器24并在加氢处理流出物管线26中输送到分离段13。加氢处理流出物管线26中的加氢处理流出物可以在一个方面与管线20中的加氢处理进料流热交换以在进入分离段13之前冷却。加氢处理流出物包含在分离段13中分离成为冷分离器料流和热分离器料流的材料。分离段13可以包括一个或多个分离器，用于将加氢处理流出物料流分离成冷分离器料流和热分离器料流。
在分离段13中，冷却的加氢处理流出物进入热分离器30。热分离器分离加氢处理流出物以提供在热分离器顶部管线32中的汽状烃质热分离器料流和在热分离器底部管线34中的液体烃质热分离器料流。分离段13中的热分离器30与加氢处理反应器24下游连通。热分离器30在150℃(300°F)至371℃(700°F)下操作，优选在177℃(350°F)至315℃(600°F)下操作。热分离器30可以在比加氢处理反应器24稍低的压力下操作，考虑中间设备的压降。热分离器可以在3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。
顶部管线32中的汽状烃质热分离器顶部料流可以在进入冷分离器36之前被冷却。由于在加氢处理反应器24中发生反应的结果，其中从进料中除去氮、氯和硫，形成氨和硫化氢。在特征温度下，氨和硫化氢将结合形成二硫化铵，氨和氯将结合形成氯化铵。每种化合物具有特征升华温度，其可以允许化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而损害其性能。为了防止在输送热分离器顶部料流的管线32中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可以将合适量的管线33中的洗涤水在管线32中热交换设备上游的温度高于任一化合物的特征升华温度的点引入管线32中。
冷分离器36用于将氢气与加氢处理流出物中的烃分离以在顶部管线38中再循环到加氢处理反应器24。汽状烃质热分离器顶部料流可以在冷分离器36中分离以提供在顶部管线38中的包含富氢气体料流的汽状冷分离器顶部料流和在冷分离器底部管线40中的液体冷分离器料流。因此，冷分离器36与热分离器30的顶部管线32和加氢处理反应器24下游连通。冷分离器36可以如下操作：在100°F(38℃)至150°F(66℃)，适当地115°F(46℃)至145°F(63℃)下，和恰好低于加氢处理反应器24和热分离器30的压力(考虑中间设备的压降)以将氢气和轻质气体保持在顶部，通常液体烃保持在底部。冷分离器可以在1.6MPa(表压)(232psig)和20MPa(表压)(2901psig)之间的压力下操作。冷分离器36还可以具有用于收集管线42中的水相的接受器。冷分离器36在比热分离器30低的温度下操作，冷分离器底部管线40中的液体冷分离器料流处于比热分离器底部管线34中的液体热分离器料流低的温度下。
热分离器底部管线34中的液体热分离器料流比冷分离器底部管线40中的液体冷分离器料流热。热分离器底部管线34中的液体热分离器料流可以在分馏段14作为热分离器料流分馏。在一个方面，底部管线34中的液体热分离器料流可以在压力下排出并在热闪蒸槽44中闪蒸，以提供在顶部管线46中的轻馏分热闪蒸顶部料流和在热闪蒸底部管线48中的闪蒸热分离器料流。热闪蒸槽44可以是将液体加氢处理流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸槽44可以在与热分离器30相同的温度下，但是在2.1MPa(表压)(300psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间，适当地小于3.4MPa(表压)(500psig)的较低压力下操作。热闪蒸底部管线48中的闪蒸热分离器料流可以在分馏段14中进一步分馏。一方面，热闪蒸底部管线48中的闪蒸热分离器料流可以被引入热汽提塔70中，并且包含具有比冷分离器底部管线40中的冷分离器料流更高的温度的热分离器料流的至少一部分，适当地全部。热汽提塔70经由热闪蒸底部管线48与热闪蒸槽44的底部下游连通并经由热分离器底部管线34与热分离器30的底部下游连通。
在一方面，冷分离器底部管线40中的液体冷分离器料流可以在分馏段14中作为冷分离器料流分馏。在另一方面，液体冷分离器底部料流可以在压力下排出并在冷闪蒸槽52中闪蒸，以将冷分离器底部管线40中的液体冷分离器料流分离。冷闪蒸槽52可以是将液体冷分离器料流分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸槽52可以经由冷分离器底部管线40与冷分离器36的底部连通。冷汽提塔60可以与分离段13下游连通，特别是与冷闪蒸槽52的冷闪蒸底部管线56下游连通。
在另一方面，热闪蒸顶部管线46中的汽状热闪蒸顶部料流可以在分馏段14中作为冷分离器料流分馏。在另一方面，可以将热闪蒸顶部料流冷却，以及在冷闪蒸槽52中分离。冷闪蒸槽52可以分离冷分离器底部管线40中的冷分离器料流和热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸顶部料流，以提供在冷闪蒸顶部管线54中的汽状冷闪蒸料流，和在冷闪蒸底部管线56中的包含至少一部分加氢处理流出物料流的闪蒸冷分离器料流。在一方面，冷汽提塔60经由冷闪蒸底部管线56与冷闪蒸槽52下游连通。冷闪蒸槽52可以与冷分离器36的冷分离器底部管线40、热闪蒸槽44的顶部管线46和加氢处理反应器24下游连通。冷分离器底部管线40中的冷分离器料流和热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸顶部料流可以一起或分开地进入冷闪蒸槽52。在一方面，热闪蒸顶部管线46可能在冷却之后与冷分离器底部管线40结合，并将汽状热闪蒸料流和液体冷分离器料流一起供至冷闪蒸槽52。冷闪蒸槽52可以在与冷分离器36相同的温度下，但通常在1.7MPa(表压)(250psig)至7.0MPa(表压)(1000psig)之间，优选不高于3.1MPa(表压)(450psig)的较低压力下操作。冷闪蒸槽52在比热闪蒸槽44和热分离器30低的温度下操作。冷闪蒸底部管线56中闪蒸冷分离器料流处于比热分离器底部管线34中的热分离器料流和热闪蒸底部管线48中的闪蒸热分离器料流更低的温度。管线42中的来自冷分离器的接受器的含水料流也可以被引导至冷闪蒸槽52。将闪蒸含水料流在管线62中从冷闪蒸槽52的接受器除去。
在冷分离器顶部管线38中包含氢气的汽状冷分离器料流富含氢气。冷分离器顶部管线38中的汽状冷分离器料流可以传送通过板式洗涤塔或填料洗涤塔64，在其中用洗涤液如管线66中的胺水溶液洗涤以除去硫化氢和氨。从管线68中离开洗涤塔64的废洗涤液可以被再生并再循环回洗涤塔64。洗涤的富氢料流经由管线71从洗涤塔中排出，并且可以在再循环压缩机72中压缩以提供管线74中的再循环氢气料流，其是压缩的汽状加氢处理流出物料流。再循环压缩机72可以与加氢处理反应器24下游连通。管线74中的再循环氢气料流可以补充补充氢气料流18，以在氢气管线76中提供氢气料流。管线74中的材料的一部分可以被引导到加氢处理反应器24中的中间催化剂床出口，以骤冷并控制随后的催化剂床(未示出)的入口温度。
分馏段14可以包括冷汽提塔60、热汽提塔70和产物分馏塔90。冷汽提塔60与加氢处理反应器24和分离段13下游连通，用于汽提冷分离器料流，其是加氢处理流出物管线26中的加氢处理流出物料流的一部分，热汽提塔70与加氢处理反应器24和分离段13下游连通，用于汽提热分离器料流，其也是加氢处理流出物管线26中的加氢处理流出物料流的一部分。在一个方面，冷分离器料流是冷闪蒸底部管线56中的闪蒸冷分离器料流，热分离器料流是热闪蒸底部管线48中的闪蒸热分离器料流，但是这些料流的其他来源是可以想到的。例如，冷分离器料流可以是冷分离器底部管线40中的冷分离器料流，热分离器料流可以是热分离器底部管线34中的热分离器料流。
可以将在一个方面可在冷闪蒸底部管线56或冷分离器底部管线40中的冷分离器料流加热并通过入口56i供至靠近塔顶部的冷汽提塔60。在一方面，净顶部管线132中的来自产物分馏塔90的冷凝净顶部料流可以与冷闪蒸底部管线56中的闪蒸冷分离器料流分开地或混合后进入冷汽提塔60。在一方面，冷汽提塔60可以与产物分馏塔90的净顶部管线132下游连通。冷分离器料流可以在冷汽提塔60中用冷汽提介质汽提以提供在顶部管线80中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷蒸气料流，冷汽提介质为惰性气体，例如来自冷汽提介质管线78的蒸汽。冷蒸气料流的至少一部分可以在接收器82中冷凝和分离。来自接收器82的顶部管线84载有用于进一步处理的汽状废气。来自接收器82的底部的未稳定化液体石脑油料流可以分离为在管线86中的回流至冷汽提塔60顶部的回流部分和可以在产物管线88中运输以进一步如在脱丁烷塔或脱乙烷塔(未示出)中分馏的产物部分。冷汽提塔60可以在149℃(300°F)和260℃(500°F)之间的底部温度和0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的顶部压力下操作。顶部接收器82中的温度范围为38℃(100°F)至66℃(150°F)，并且压力基本上与冷汽提塔60的顶部相同。
冷汽提管线92中的来自冷汽提塔底部的经加氢处理的冷汽提料流可以绕过产物分馏塔90。一方面，当管线16中的烃进料流包含VGO料流时，已经加氢处理的冷汽提料流提供低硫柴油或超低硫柴油料流，其可以一方面直接送至柴油池94或与柴油池上游连通的柴油输送管线。冷汽提料流可以具有在220℃(428°F)和370℃(698°F)之间，优选在350℃(662°F)和365℃(689°F)之间的T90和在150℃(302°F)和195℃(383°F)之间，优选在180℃(356°F)和190℃(374°F)之间的T5。因此，柴油池94可以与冷汽提管线92下游连通。此外，产物分馏塔90可与冷汽提塔60的底部管线92不下游连通。在一个方面，冷汽提塔塔60可以与产物分馏塔90下游连通。
可以在热闪蒸底部管线48或热分离器底部管线34中的热分离器料流可以在热汽提塔70顶部附近供至热汽提塔。热闪蒸底部管线48中的热分离器料流具有比冷闪蒸底部管线56中的冷分离器料流在冷分离器料流被加热之前和通常之后更高的温度。包含液体加氢处理流出物的至少一部分的热分离器料流可以在热汽提塔70中用热汽提介质汽提以提供柴油、石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其他气体的热汽提塔顶部料流，热汽提介质为惰性气体如来自管线98的蒸汽。代替在接收器中冷凝和分离一部分热汽提塔顶部料流，顶部管线96中的热汽提塔顶部料流可以通过入口96i直接送至冷汽提塔60。因此，热汽提塔70可以省略典型的顶部设备，例如冷凝器和接收器以及必要的管道，并且依靠冷汽提塔来实现这些功能。热汽提塔顶部料流可以在入口96i处(其高度低于冷闪蒸底部管线56中冷分离器料流入口56i的高度)进入冷汽提塔60。在冷汽提塔60中，将来自热汽提塔70的热汽提塔顶部料流进一步汽提以提供底部管线92中的包含产物柴油的冷汽提料流。热汽提塔70可以在160℃(320°F)和360℃(680°F)之间的底部温度和0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的顶部压力下操作。
在热汽提管线106中产生经加氢处理的热汽提料流。热汽提管线106中的热汽提料流的至少一部分可以供至产物分馏塔90。因此，产物分馏塔90经由热汽提塔的热汽提管线106与热汽提塔70下游连通。在一方面，将热汽提管线106中的整个热汽提料流送至产物分馏塔90并在其中进行分馏。在另一方面，热汽提料流直接送至产物分馏塔90。因此，产物分馏塔可以与热汽提塔70的热汽提管线106直接下游连通。
与热汽提管线106下游连通的火焰加热器108可以在热汽提料流在管线110中进入产物分馏塔90之前加热至少一部分热汽提料流。在未示出的方面，热底部管线106中的热汽提料流在进入火焰加热器108之前可以在初步分馏分离器中分离。在顶部管线中的来自初步分馏分离器的汽状热汽提料流可以在用于底部管线中的来自初步分馏分离器的液体经加热的热汽提料流的入口上方的入口绕过火焰加热器108之后进入产物分馏塔90。
产物分馏塔90可以与热汽提塔70下游连通，用于将管线110中的经加热的热汽提料流分馏成产物料流。产物分馏塔90可以使用惰性汽提介质如来自管线118的蒸汽以向塔提供进一步的热输入。产物料流可以包含在净顶部管线132中的净顶部料流，其可再循环回冷闪蒸汽提塔60，和在底部管线126中的适于进一步加工的低硫VGO料流，例如在FCC单元或加氢裂化装置中进一步加工。
在一方面，产物分馏塔90可以作为在低于大气压下操作的真空塔操作。因此，顶部管线120中的顶部料流可以通过真空系统130从产物分馏塔90抽出。真空系统可以包括喷射器134，用于当惰性气体料流如管线136中的蒸汽在供应通过喷射器时产生真空。喷射器从管线120上的冷凝器抽出蒸气材料，在产物分馏塔90中产生真空。冷凝器将管线128和138中的冷凝材料供至接收器140中。来自接收器140的烃液体料流提供净顶部料流，净顶部料流再循环回冷闪蒸汽提塔60。将产物分馏塔90保持在1.3kPa(a)(10托(a))和67kPa(a)(500托(a))之间，优选在13(100torr(a))和40kPa(a)(300托(a))之间的压力下，在300℃(572°F)至400℃(752°F)的真空蒸馏温度下，导致在316℃(600°F)和427℃(800°F)之间的柴油和VGO之间的常压等价物分馏点。
可以从顶部接收器82和140的接受器收集酸水料流。
冷汽提底部管线92中的冷汽提料流直接作为柴油混合料回收，而不进一步分馏或通过化学转化升级。在该方法和装置中，产物分馏塔90不需要如在真空压力下重新分离冷汽提管线92中的冷汽提底部料流。结果，用于产物分馏塔90的火焰加热器108中的加热器负荷显著降低，因为仅将管线106中的热汽提料流供至产物分馏塔90和火焰加热器108。因此，产物分馏塔90和火焰加热器108的尺寸以及操作它们的成本都同时减少。
具体实施方式
虽然结合具体实施方案描述了以下内容，但是应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求的范围。
本发明的第一实施方案是一种方法，包括在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出物料流；将加氢处理流出物料流分离成冷分离器料流和热分离器料流。在冷汽提塔中汽提冷分离器料流以提供冷汽提料流；在热汽提塔中汽提热分离器料流以提供热汽提料流；在产物分馏塔中分馏热汽提料流；并使冷汽提料流绕过产物分馏塔。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括将冷汽提料流送入柴油池。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中加氢处理反应器是含有加氢处理催化剂的加氢处理反应器。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括在低于大气压下操作产物分馏塔。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括将整个热汽提料流直接送至产物分馏塔。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括将冷凝顶部料流从产物分馏塔再循环到冷汽提塔。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中烃进料流是VGO料流。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括在冷汽提塔中汽提热汽提塔的顶部料流。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括在分馏热汽提料流之前，将火焰加热器中的热汽提料流加热。本发明的一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中热分离器料流的温度高于冷分离器料流。
本发明的第二实施方案是一种方法，包括在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出物料流；将加氢处理流出物料流分离成冷分离器料流和热分离器料流；在冷汽提塔中汽提冷分离器料流以提供冷汽提料流；在热汽提塔中汽提热分离器料流以提供热汽提料流；在产物分馏塔中分馏热汽提料流；并将冷汽提料流绕过产物分馏塔送至柴油池。本发明的一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括在低于大气压下操作产物分馏塔。本发明的一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括将热汽提料流直接输送至产物分馏塔。本发明的一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括将冷汽提料流直接输送至柴油池。本发明的一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括在冷汽提塔中汽提热汽提塔的顶部料流。
本发明的第三实施方案是一种用于加氢处理的装置，包括加氢处理反应器；与加氢处理反应器连通的分离段；与分离段连通的冷汽提塔；与分离段连通的热汽提塔；经由热汽提管线与热汽提塔连通的产物分馏塔；和绕过产物分馏塔的来自冷汽提塔底部的冷汽提管线。本发明的一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，还包括与冷汽提管线连通的柴油池。本发明的一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中产物分馏塔是真空塔。本发明的一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中加氢处理反应器是加氢处理反应器。本发明的一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或所有，其中冷汽提塔与产物分馏塔下游连通。
没有进一步的阐述，相信使用本领域技术人员可以在不脱离本发明的精神和范围的情况下最大限度地利用本发明并容易地确定本发明的基本特征的前述描述来进行各种改变以及对本发明的修改并使其适应各种用途和条件。因此，前述优选的具体实施方案被解释为仅仅是示例性的，而不是以任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在覆盖包括在所附权利要求的范围内的各种修改和等同布置。
在上文中，所有温度都以摄氏度表示，并且除非另有说明，所有份数和百分数均以重量计。

Claims (9)

1.一种加氢处理方法，包括：
在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出物料流；
将所述加氢处理流出物料流分离成冷分离器料流和热分离器料流；
将所述冷分离器料流在冷汽提塔中汽提以提供冷汽提料流；
将所述热分离器料流在热汽提塔中汽提以提供热汽提料流；
将所述热汽提料流在产物分馏塔中分馏，将产物分馏塔保持在13和40kPa(a)之间的压力下，在300℃至400℃的真空蒸馏温度下，导致在316℃和427℃之间的柴油和VGO之间的常压等价物分馏点；
将所述冷汽提料流绕过所述产物分馏塔；和
将冷凝顶部料流从所述产物分馏塔再循环到所述冷汽提塔。
2.根据权利要求1的加氢处理方法，还包括将所述冷汽提料流送至柴油池。
3.根据权利要求1的加氢处理方法，其中所述加氢处理反应器是含有加氢处理催化剂的加氢处理反应器。
4.根据权利要求1的加氢处理方法，还包括在低于大气压下操作所述产物分馏塔。
5.根据权利要求1的加氢处理方法，还包括将整个所述热汽提料流直接输送至所述产物分馏塔。
6.根据权利要求1的加氢处理方法，其中所述烃进料流是VGO料流。
7.根据权利要求6的加氢处理方法，还包括在所述冷汽提塔中汽提所述热汽提塔的顶部料流。
8.根据权利要求1的加氢处理方法，还包括在分馏所述热汽提料流之前将所述热汽提料流在火焰加热器中加热。
9.一种用于加氢处理的装置，包括：
加氢处理反应器；
与所述加氢处理反应器连通的分离段；
与所述分离段连通的冷汽提塔；
与所述分离段连通的热汽提塔；
经由热汽提管线与所述热汽提塔连通的产物分馏塔；
绕过所述产物分馏塔的来自所述冷汽提塔底部的冷汽提管线；和
将冷凝顶部料流从所述产物分馏塔再循环到所述冷汽提塔的再循环管线。
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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3046176A1 (fr) * 2015-12-23 2017-06-30 Axens Procede d'hydrotraitement ou d'hydroconversion avec striper et ballon separateur basse pression sur la section de fractionnement
US20190233741A1 (en) 2017-02-12 2019-08-01 Magēmā Technology, LLC Multi-Stage Process and Device for Reducing Environmental Contaminates in Heavy Marine Fuel Oil
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US11788017B2 (en) 2017-02-12 2023-10-17 Magëmã Technology LLC Multi-stage process and device for reducing environmental contaminants in heavy marine fuel oil
US10239754B1 (en) * 2017-11-03 2019-03-26 Uop Llc Process for stripping hydroprocessed effluent for improved hydrogen recovery
US11194301B2 (en) * 2018-03-16 2021-12-07 Uop Llc System for power recovery from quench and dilution vapor streams
CA3143612A1 (en) * 2019-06-20 2020-12-24 Haldor Topsoe A/S Process for treating a feedstock comprising halides
CN111871337A (zh) 2020-07-16 2020-11-03 南京延长反应技术研究院有限公司 一种柴油加氢的微界面反应系统及方法

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP2744876B1 (en) * 2011-08-19 2018-07-04 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers
US8715595B2 (en) * 2011-08-19 2014-05-06 Uop Llc Apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers in series
US9647157B2 (en) * 2011-12-13 2017-05-09 Solarcity Corporation Discrete attachment point apparatus and system for photovoltaic arrays
US9074145B2 (en) 2012-07-26 2015-07-07 Uop Llc Dual stripper column apparatus and methods of operation
US9079118B2 (en) * 2013-03-15 2015-07-14 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with stripper columns
US9127209B2 (en) * 2013-03-15 2015-09-08 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with stripper columns

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