CN109328225B - 具有高转化率的加氢裂化方法及装置 - Google Patents

Abstract

本公开涉及将烃混合物转化为低沸点烃产物的方法和工艺装置，该方法包括以下步骤：(a)引导所述烃混合物在加氢裂化条件下在加氢裂化中与具有催化活性的材料接触，(b)提供第一加氢裂化产物，(c)将至少一定量的所述第一加氢裂化产物和一定量的转化的加氢裂化产物引导至产物分离步骤，将其分离成一种或多种产物和沸点高于所述产物的再循环油，(d)引导所述再循环油在加氢裂化条件下在加氢裂化中与具有催化活性的第二材料接触，提供第二加氢裂化产物，(e)将至少一定量的所述第二加氢裂化产物作为进料引导至第二分离步骤，其中将所述第二加氢裂化产物分离成至少两个馏分：转化的加氢裂化产物和平均沸点高于所述再循环油的未转化油，(f)和，取出至少一定量的所述未转化油作为吹扫。

Description

具有高转化率的加氢裂化方法及装置

技术领域

本发明涉及一种用于加氢裂化烃原料以获得低沸点产物如中间馏分的方法，该低沸点产物可比原料更有价值。具体地，本发明涉及一种方法，由此使重质多核芳族(HPNA)化合物的累积最小化，并且该方法将这些化合物以浓缩形式分离为未转化的油的一部分，因此可除去这些化合物，导致产物的高转化率和产率。

加氢裂化是将大的烃分子转化为较低分子量的产物的过程。这使得可将重质原料转化为具有商业吸引力的燃料。在加氢裂化器中将石油或合成重瓦斯油完全转化为蒸馏产物如汽油、喷气和柴油燃料实际上受到重质多核芳族(HPNA)化合物的形成的限制，HPNA在产物流中具有有限的溶解度并且具有使所用催化剂失活的强烈倾向。该问题的常规解决方案是利用高的氢分压来限制HPNA的形成速率，然后将一部分再循环油流作为未转化的油流去除以从系统中吹扫HPNA化合物和前体，有效地平衡HPNA吹扫速率与其通过反应形成的速率。该方法限制了加氢裂化反应器中可实现的总转化水平。

现在，根据本发明，通过最小化这些所形成的化合物的再循环来避免HPNA化合物的累积。这通过两级加氢裂化反应器实现，其具有接收第一和第二级产物的主分馏段；以及最后的分离段，其通常是仅接收第二级产物的汽提塔。由此，最后的分离段仅接收有限的体积，并且可以被配置以用于有效去除不需要的重质产物。在将产物分馏成一种或多种轻质馏分之前，优选以高转化率操作一个或两个加氢裂化阶段，因为这将进一步限制被引导至最后的分离段的体积。然后，如果在高温下分离和/或汽提第二级加氢裂化流，则分离效率甚至可进一步提高，导致未转化的油的最小吹扫，同时使最少量的HPNA蒸汽进行再循环。

定义

根据该领域的术语，术语未转化的油应表示沸点处于与原料相同范围内的产物的一部分。因此，未转化是指观察到的沸点，而不是指该组分的分子结构是否在该过程中发生了变化。

术语重质和轻质烃仅作为相对和描述性术语包括在本文内，并且不应被解释为排除特定馏分，除非例如通过沸点范围另外指出。

根据本领域的术语，术语泡点应被认为是对于给定压力，首先在烃混合物中形成气体的气泡的温度。

在提及沸点的情况下，根据ASTM D86的定义，它可以是初始沸点或特定百分比的沸点。平均沸点应理解为根据炼油厂领域(例如，在美国石油学会的技术数据手册，American Petroleum Institute’s Technical Data Book)中所用的体积平均沸点。

根据该领域的术语，术语加氢裂化应被认为是在升高的氢气压力和高温条件下将高沸点的高分子量的烃油催化转化成较低沸点范围的较低分子量产物的方法。加氢裂化在各种条件下进行。在富含氢气，通常为80％至100％的气氛中，压力可以为10至160巴。温度可以为280℃至450℃。在加氢裂化中具有催化活性的材料对于碳-碳键的裂化和进料及产物中存在的不饱和分子的氢化都是有活性的。这种在加氢裂化中具有催化活性的材料通常包括酸性耐火载体，其通常与载体基质和来自IUPAC第8、9或10族的贵金属元素(通常为Pt或Pd)或来自IUPAC第6族的硫化金属混合，该硫化金属通常由来自IUPAC第8、9或10族的其他硫化金属进行助催化(通常是Mo或W与Ni或Co组合)。

根据该领域的术语，术语加氢裂化转化率应被认为是沸点低于规定限度的产物烃的质量除以原料的量。如本领域技术人员所知，方法中的转化率可以通过在加氢裂化中所使用的具有催化活性的材料的性质、使用的量、反应器中的空间速度和催化活性材料的温度来定义。

根据该领域的术语，术语汽提塔应被认为是逆流多级分离装置，其利用在塔底部提供的外部汽提介质如蒸汽或气体以促进将进料流分离成在塔顶部回收的轻质低分子量产物和在塔底部回收的重质高分子量产物。通常，蒸汽的温度低于待分离的进料流，因此离开汽提塔的轻质和重质流的温度低于进料流的温度。

根据该领域的术语，分馏器应被认为是逆流多级分离装置，其用于基于沸程和相对挥发度分离至少两种，但通常为三种或更多种产物馏分。塔中的分离程度由回流速率和所用的平衡级数的组合决定。为了产生期望的回流流量，外部热量通常施加到进料流或塔底或塔内的中间流。此外，可以向分馏器供给蒸汽流或其他汽提介质以支持分离。

根据该领域的术语，气/液分离器应视为接收由气相和液相组成的进料流的容器，其为相提供足够的容积保持时间以通过重力分离，然后将所述相以两个或多个产物流从容器中单独地除去。通常，可配置包括若干气/液分离器的分离段以用于在不同的压力和温度水平下的分离，这可以提供更有效的分离和/或更高的热效率。

根据该领域的术语，滴流(trickle)床反应器或滴流床加氢裂化反应器应被视为这样的容器，其中一个或多个静态的固体催化活性材料(通常为颗粒形式)的床与液体流和气体流接触。

术语流体连通应被解释为两个工艺元件之间的任何基本上无阻碍的连接，其包括但不限于经由管、经由换热器的同一侧的连接，但不包括通过含有催化活性材料的反应器的连接。

发明内容

本发明以广义形式涉及将烃混合物转化为低沸点烃产物的方法，其中该烃混合物的至少95％具有高于150℃的沸点，其包括以下步骤：

(a)引导所述烃混合物在加氢裂化条件下与在加氢裂化中具有催化活性的材料接触

(b)提供第一加氢裂化产物

(c)将至少一定量的所述第一加氢裂化产物和一定量的转化的加氢裂化产物引导至产物分离步骤，其中将所述加氢裂化产物分离成一种或多种产物和平均沸点高于所述产物的再循环油

(d)引导所述再循环油在加氢裂化条件下在加氢裂化中与具有催化活性的第二材料接触，以提供第二加氢裂化产物

(e)将至少一定量的所述第二加氢裂化产物作为进料引导至第二分离步骤，其中将所述第二加氢裂化产物分离成至少两个馏分：转化的加氢裂化产物和平均沸点高于所述再循环油的未转化油

(f)和，取出至少一定量的所述未转化的油作为吹扫，

通过这种方法的相关益处在于，确保在第二分离步骤中分离第二加氢裂化产物的分离效率高，使得最小量的HPNA被引导至产物分离步骤并且HPNA被拒绝以确保HPNA的累积最小化。产物分离步骤的进料可以是一个组合的分离段进料流或多个单独的分离段进料流。

发明详述

在其他实施方案中，所述第二分离步骤从至少一个热源接收热能，以用于将进入参与所述第二分离步骤的分离装置的至少一个入口流或所述第二分离步骤的至少一个内部流加热至比所述入口流或所述内部流的泡点高5℃、20℃或50℃的温度，其具有的相关益处在于，向所述第二分离步骤提供热量，确保蒸汽与未转化的油的高效分离。对于以柴油为主的产品，该温度通常高于350℃、380℃或400℃；对于以石脑油为主的产品，该温度通常高于260℃、280℃或300℃。

在其他实施方案中，所述第二分离步骤包括在一个或多个步骤中的气/液分离，任选的中间分离步骤，以及最后的分离步骤；如果存在的话，所述任选的中间分离步骤接收来自所述气/液分离步骤的至少一定量的液体并且将来自所述气/液分离步骤的所述液体的重质馏分提供给所述最后的分离步骤，或者如果不存在所述中间分离步骤；所述最后的分离步骤接收来自所述气/液分离步骤的至少一部分液体，并且其中所述热能被引导至进入所述最后的分离步骤的入口流，其中相关益处在于，所述最后的分离步骤在高效率下运行，同时只需要有限的流被加热。

在其他实施方案中，所述第二分离步骤包括一个或多个中间分离步骤，其从所述气/液步骤接收液体馏分并将轻质馏分引导至所述产物分离步骤并将重质馏分引导至所述最后的分离步骤，其中相关益处在于，在所述最后的分离步骤中进一步限制了待加热和待分离的材料的量。

在其他实施方案中，所述最后的分离步骤是接收液体馏分、汽提介质和任选的再循环液体的汽提步骤，并且其中所述热能被引导至所述液体馏分、所述汽提介质和所述任选的再循环液体中的一种或多种，其中相关益处在于，汽提步骤高效地从少量的重质未转化的油中释放蒸汽。

在其他实施方案中，运行所述产物分离步骤所需的所有蒸汽都被引导至所述汽提步骤，且其中所述汽提介质是处于与运行所述产物分离步骤一致的压力水平下的蒸汽，其中相关益处在于，汽提蒸汽可有效利用。通常，与产物分离步骤一致的蒸汽压力水平为3至10barg，这与通常在加氢裂化反应器产物回收段中遇到的通常压力水平相匹配。

在其他实施方案中，所述最后的分离步骤是接收液体馏分、任选的蒸汽流和任选的再循环液体的分馏器，并且其中所述热能被引导至所述液体馏分、所述任选的蒸汽流和所述任选的再循环液体流中的一种或多种，或用于使重质塔底物重沸，其中相关益处在于，分馏器是简单和有效的分离装置，其也可被配置以用于在低于大气压下进行操作。

在其他实施方案中，所述最后的分离步骤接收质量流量小于烃类混合物的质量流量的25％、10％或5％的流，这种方法的相关益处在于，其因为所述最后的分离步骤的小尺寸而是成本有效的，同时具有最小的未转化油的吹扫。如本领域技术人员所知，这可以通过在最后的分离步骤的上游适当控制和配置分离器的条件，以及通过限定加氢裂化中有催化活性的第一材料的转化率的工艺条件和限定在加氢裂化中有催化活性的第二材料的转化率的工艺条件来获得。

在其他实施方案中，至少50％、70％或80％的所述第一加氢裂化产物在低于所述重质烃混合物的初始沸点下沸腾，并且至少50％、70％或80％的所述第二加氢裂化产物在低于所述再循环油的初始沸点下沸腾，其中相关益处在于，两个加氢裂化反应器阶段的这种积极操作限制了被引导至最后的分离步骤的未转化的油的量，因此其能够实现最后的分离步骤的有效操作。

在其他实施方案中，所述方法在低于140巴或低于120巴的压力下操作，与高于160巴的常压相比，这种低压的相关益处在于，显著节省了加氢裂化反应器的资金成本和操作成本。

在其他实施方案中，在未曾首先接触第二催化活性物质的情况下，不将第一加氢裂化产物流引导到所述第二分离步骤，相关益处在于，所述第二加氢裂化产物未被稀释，确保富含HPNA的流与第二加氢裂化产物的简单分离。

在其他实施方案中，进料到第二分离步骤的第二加氢裂化产物的进料温度为至少320℃、350℃或380℃，相关益处在于，在第二分离步骤中保持高温水平，使得第二加氢裂化产物液体出口流的最终汽提可以有效分离HPNA与产物的轻质馏分。

本发明的其他方面涉及加氢裂化工艺装置，其包括具有入口和出口的第一级滴流床加氢裂化反应器，具有入口和出口的第二级滴流床加氢裂化反应器，具有至少一个入口和至少轻质馏分出口和重质馏分出口的产物分离段，具有入口和至少轻质馏分出口和重质馏分出口的第二分离段，其中所述第一级加氢裂化反应器入口与进料流流体连通，并且所述第一级加氢裂化反应器出口与所述产物分离段的入口流体连通，其中所述产物分离段塔底馏分出口与第二加氢裂化反应器入口(任选地通过共同的分馏器)流体连通，第二加氢裂化反应器出口与所述第二分离段入口流体连通，所述第二分离段轻质馏分出口与所述产物分离段的一个入口流体连通且所述第二分离段重质馏分出口与未转化的油的吹扫管线流体连通，其中在所述第一级加氢裂化反应器出口或所述产物分离段出口与第二分离段入口之间没有流体连通，相关益处在于，这种工艺装置布局支持包含HPNA的重质产物基本上以吹扫形式被取出，而不再进行再循环。

在其他实施方案中，所述第二阶段产物分离阶段包括具有入口、蒸汽出口和液体出口的液体/蒸汽分离段，所述第二阶段产物分离阶段任选地包括高压热分离器和低压热分离器以及汽提段，其被配置为所述高压热分离器的液体出口与所述低压热分离器的进料流入口流体连通，并且所述低压热分离器的液体出口与第二级加氢裂化反应器分离段液体出口流体连通；所述汽提段任选地包括第一第二级分离装置，例如汽提器或分馏器；和第二第二级分离装置，例如汽提器或分馏器；该分离装置各自具有进料流入口、蒸汽出口和液体出口以及任选的汽提介质入口，其中所述第一第二级分离装置入口与液体/蒸汽分离段液体出口流体连通，并且第一第二级分离装置任选地接收中压蒸汽作为汽提介质，并且其中第一第二级分离装置液体出口与任选地进一步接收低压蒸汽作为汽提介质的第二第二级分离装置的入口流体连通，并且其中所述第一第二级分离装置的蒸汽出口与所述产物分离段的进料流入口流体连通，并且所述第二第二级汽提器的蒸汽出口与所述产物分离段的进料流入口流体连通，其中相关益处在于，这种方法在两个阶段中操作汽提过程，其具有在分馏段之前和在与第一加氢裂化步骤的产物混合之前取出气体的益处。

在其他实施方案中，第二级汽提器借助于分开的壁式塔板布置集成到主要产物分馏塔中，相关益处在于，消除了单独的汽提塔容器，并相应地节省了设备成本。

加氢裂化是将大的烃分子转化为较低分子量产物的过程。这使得将重质原料转化为具有商业吸引力的燃料成为可能。重质含烃原料，特别是当含有芳烃时，在加氢裂化反应器中完全转化为蒸馏产物如汽油、喷气和柴油燃料时，实际上受到重质多核芳族(HPNA)化合物的形成的限制，这些化合物在产物流中的溶解度有限，通常低于5000ppm。该问题可能与石油或合成重质瓦斯油以及其他来源(例如来自生物原料、废物和煤的处理的热解或气化油)的重质烃流有关。

在加氢裂化过程中由不期望的副反应形成的HPNA化合物是稳定的，并且实际上不可能通过加氢裂化转化成轻质产物。HPNA是具有7+环的稠合多环芳族化合物，例如晕苯C₂₄H₁₂、苯并晕苯C₂₈H₁₄、二苯并晕苯C₃₂H₁₆和卵苯C₃₂H₁₄。

当超过HPNA的溶解度极限时，固体在输送管线、阀门和换热器表面上形成。此外，HPNA可通过在活性反应位点上不可逆地形成焦炭而促进催化剂失活。当在高转化率循环单元中处理具有高蒸馏终点和更多芳族裂化原料的重质原料时，尤其发生HPNA问题。

因此，如果HPNA在再循环流中累积到高水平，则可能导致催化剂失活和设备的潜在污染。

该问题的常规解决方案是将一部分再循环油流作为未转化的油流除去，以从系统中吹扫HPNA化合物，将其溶解在未转化的油(UCO)中，有效地平衡HPNA吹扫率与其通过反应形成的速率。该方法限制了加氢裂化反应器中可实现的总转化水平，并且需要吹扫比期望更多的UCO。

在常规的两阶段加氢裂化方法中，烃类重质瓦斯油原料与富氢气体混合并经催化剂反应以获得包含较低密度、较低分子量产物的第一阶段加氢裂化流出物。然后，将来自产物分馏步骤的未转化的油与富氢气体合并，并经催化剂反应，以获得包含较低密度、较低分子量产物的第二阶段加氢裂化流出物。通常将来自第一和第二级反应器的加氢裂化流出物合并，然后在单个分离段中冷凝和分离成主要包含烃的液体部分和主要包含未反应的氢的蒸汽部分。可将来自该分离的蒸汽与氢气补充气体组合以弥补反应消耗的氢气，然后可以将其压缩并再循环回到反应器中。将来自分离段的合并的液体产物在一个或更多个蒸馏步骤中分馏，并将重质未转化的馏分再循环以增加朝向期望产物的转化率。为了避免HPNA的过度累积，吹扫掉未转化的油的再循环的侧流。如果再循环流中的HPNA在吹扫之前在汽提塔中进行了浓缩，则可以减少所需的吹扫量。

根据本发明，已经认识到可以通过新的工艺布局来避免HPNA化合物的累积，其中使形成的HPNA化合物的再循环最小化。通过以高转化率操作第一加氢裂化阶段，并将产物分馏成一种或多种轻质馏分和重质产物来实现这种工艺布局。将重质产物引导至第二加氢裂化反应器阶段，提供第二加氢裂化流。然后，该第二加氢裂化流独立地与第一阶段产物分离，通常在一系列高温闪蒸和蒸汽汽提步骤中分离，得到塔顶馏分和重质未转化产物。如果两个加氢裂化反应器都以高转化率操作并且汽提过程在高温下操作，则可甚至进一步减少取出的未转化产物的量。

加氢裂化装置的主要成本与在高压下操作该方法的需求有关。其中一个原因是需要通过在催化剂表面上提供增加量的氢来保护催化剂免于由于HPNA的存在而失活。在HPNA较少的情况下，可以减少氢气的量，即降低操作该方法的压力，例如，从150-180巴降低至约100-130巴。随着材料的数量和质量降低，这种压力变化显著降低了资金成本。此外，较低的氢气压力也会降低装置的氢气消耗，这对运营成本具有积极影响。

本方法的一些益处与两个加氢裂化反应器阶段中的高转化率的选择有关。转化率可被认为是可控参数，其可以在操作期间主要通过温度和空间速度进行调节，但在工艺设计期间也可以通过催化剂的量和催化剂的选择进行调节。通常需要适度的转化率，因为这将导致由于低的气体产生而导致的低产率损失；此外，如果再循环中存在PNA和HPNA，则高转化率也将增加HPNA的形成。然而，高转化率也可能是有益的，因为这可以增加期望产物的产率。在本方案的一些实施方案中，高转化率是优选的，因为这将减少重质产物和未转化的油的量，并因此简化未转化的油从该方法中的取出。通过第一阶段的转化率为约80％，且第二阶段的转化率为约20-40％，第二阶段的尺寸小于第一阶段的一半，且第二阶段的转化率为约80％，小于5-10％的进料流将成为来自第二阶段的重质馏分；必须从其中分离未转化的油，以避免HPNA的再循环。通过在较低的第一阶段转化率和在较高的第二阶段的再循环率下进行操作，可以改善加氢裂化反应器的产率性能。在这种情况下，与常规加氢裂化反应器配置相比，本公开仍然可以在再循环油流中提供更低的吹扫速率或更低的HPNA浓度。

通过在高于待分离液体泡点的温度下操作最后的分离步骤，从含有HPNA的馏分中释放的产物馏分增加，这意味着与未转化的油一起取出的重质非HPNA产物的量减少。

在本公开中，最后的分离步骤可以是汽提器或分馏器。独立型汽提塔可以连接到现有的分馏塔，并且仅需要简单的标准的逆流塔盘。汽提段也可以集成在分馏器内，从而节省了用于单独的独立型汽提塔的成本，但这需要使用更复杂的分开的壁式塔板配置。

该方法通常采用级联的高压/高温分离器和低压/高温气/液分离器。如果这种设置在高温下操作，则减少了在最后的分离步骤上游对于加热的需求。

附图简要说明

图1以简化的工艺流程图显示了根据本公开的两阶段加氢裂化方法。

图2显示了根据本公开的两阶段加氢裂化方法。

图3显示了根据本公开的两阶段加氢裂化方法。

图4显示了根据现有技术的两阶段加氢裂化方法。

102 含烃原料

104 补充氢气

106 进料流

108 第一级进料

110 换热器

114 火焰加热器

116 用于加氢裂化的热流

118 第一级加氢裂化反应器

120 第一级加氢裂化产物

124 高压热分离器进料

126 高压热分离器

128 热蒸汽流

130 冷却器

132 冷分离器进料

134 高压冷分离器

136 冷蒸汽流

138 冷液体产物

140 热液体流

142 低压热分离器

144 热低压蒸汽流

146 组合的热低压蒸汽流

148 冷却器

150 组合的冷却的低压蒸汽流

152 低压冷分离器进料流

154 热低压液体流

156 低压冷分离器

158 中压气体

160 冷液体流

162 汽提器进料流

164 再循环压缩机

166 加压再循环气体

168 第二级再循环气体

170 第一级再循环气体

172 冷却的加氢裂化产物

200 再循环进料流

202 第二级进料流

204 换热器

206 预热的第二阶段进料流

208 火焰加热器

210 第二级进料流

212 第二级加氢裂化反应器

214 第二加氢裂化产物

216 冷却的第二加氢裂化产物

218 高压热分离器

220 热蒸汽流

222 高压液体产物

224 低压热分离器

226 第二级热低压蒸汽流

228 低压液体产物

230 第一中压汽提器

232 中压蒸汽

234 第二级汽提器进料流

236 进料流

237 重质分馏器进料流

238 低压汽提器

239 低压汽提器进料流

240 低压蒸汽

241 净底部流

242 汽提器蒸汽

243 再循环的汽提液体

244 未转化的汽提液体

245 汽提器再循环部分

246 中压汽提器

248 中压蒸汽

250 低压气体

252 汽提液体

254 火焰加热器

256 分馏器进料流

258 分馏器

260 柴油

262 煤油

264 石脑油

266 塔底馏分

267 换热器

268 再循环油泵

270 再循环油流

272 用于汽提的塔底馏分

在图1中，为了简单起见，在省略氢气和气体流的图示中示出了本发明的方法的一般实施方案，因为这些流是本领域技术人员公知的，并且可以各种方式实施。在第一阶段，将含烃原料102在换热器110和火焰加热器114中的一个或两个中预热，其根据具体情况可以替代为与工艺流进行适当的热交换或替代为其他加热装置。将得到的用于加氢裂化的热流116引导至第一级加氢裂化反应器118，其中形成第一级加氢裂化产物120。第一级加氢裂化产物120在换热器110中冷却并被引导至第一分离段，在第一分离段，通常通过传统的分离器级联(此处未示出)将其分离成一个或多个蒸汽流(此处未示出)和分馏器进料流256。在第二阶段，来自分馏器258的塔底馏分266由再循环油泵268驱动作为再循环进料流200。富氢气体通常是再循环气体(此处未示出)，且再循环进料流200通过在换热器204中与第二加氢裂化产物214进行热交换而预热，形成预热的第二级进料流206，其例如在火焰加热器208中被进一步加热，将第二级进料流210引导至第二级加氢裂化反应器212。将第二加氢裂化产物214在换热器204中冷却并引导至第二分离段，该第二分离段通常包括用于分离气体的分离器级联(此处未示出)，其中冷却的第二加氢裂化产物作为进料流236被引导至低压汽提器238，接收低压蒸汽240。来自低压汽提器238的汽提器蒸汽242作为进料被引导至分馏器258，并且来自低压汽提器238的未转化的汽提液体244作为未转化的油被引导至吹扫。分馏器258以所示出的两个流或以单个组合流的形式接收汽提器蒸汽242和分馏器进料流256，并将其分离成产物，例如柴油260、煤油262和石脑油264以及塔底馏分266。通过该方法，所有进料都进入第一级加氢裂化反应器118，其作为直流反应器进行运行。第二级加氢裂化反应器212在再循环回路中操作，但在低压汽提器238中汽提第二阶段产物确保了有效去除最重质馏分，使得在与塔底馏分266合并之前，从处理单元中除去了所形成的大部分HPNA分子。

图2示出了本发明的方法的类似的一般实施方案，其具有更多设备和细节，包括图1中未示出的富氢气体流和分离器。

在第一阶段，将含烃原料102和补充氢气104合并成进料流106，向其中加入第一阶段再循环气体170。得到的第一级进料108在换热器110和火焰加热器114中的一个或多个中预热，其根据具体情况，可以替代为与工艺流进行适当的热交换或替代为其他加热装置。将得到的用于加氢裂化的热流116引导至第一级加氢裂化反应器118，其中形成第一级加氢裂化产物120。将第一级加氢裂化产物120与第二阶段热蒸汽流220合并，并在换热器110中通过第一级进料108冷却；将冷却的第一级加氢裂化产物作为高压热分离器进料124引导至第一阶段高压热分离器126，以提供第一级热蒸汽流128和第一级热液体流140。将第一级热蒸汽流在冷却器130中冷却，并作为冷分离器进料132引导至高压冷分离器134，以提供第一级冷蒸汽流136和第一级冷液体产物138。将第一级热液体流140减压并引导至第一级低压热分离器142，以提供第一级热低压蒸汽流144和第一级热低压液体流154。将第一级热低压蒸汽流144与第二级热低压蒸汽流226合并成组合的热低压蒸汽流146，并将其在冷却器148中冷却。将冷却的低压蒸汽流150与第一级冷液体产物138合并，形成低压冷分离器进料流152，其被引导至低压冷分离器156，以提供中压气体158和冷液体流160。将冷液体流160与第一级热低压液体流154合并，形成汽提器进料流162。将第一级冷蒸汽流136引导至再循环压缩机164，以提供加压再循环气体166，其被分成第一级再循环气体170和第二级再循环气体168。

将来自分馏器258的塔底馏分266作为再循环进料流200引导至再循环油泵268，与第二级循环气体168合并并作为第二级进料流202进行引导。第二级进料流202通过在换热器204中与第二加氢裂化产物214进行热交换而被预热，形成预热的第二级进料流206，其例如在火焰加热器208中被进一步加热，并作为第二级进料流210被引导至第二级加氢裂化反应器212。将第二加氢裂化产物214在换热器204中冷却。将冷却的第二加氢裂化产物216作为进料引导至第二分离段，其包括高压热分离器218，以提供引导至第一阶段的热蒸汽流220和高压液体产物222。将高压液体产物222引导至第二级低压热分离器224，其提供被引导至第一阶段的第二级热低压蒸汽流226和低压液体产物228。将低压液体产物228作为进料引导至第一中压汽提器230，其接收中压蒸汽232作为汽提介质。将来自第一中压汽提器230的蒸汽相作为第二级汽提器进料流234引导至第二中压汽提器246。将来自第一中压汽提器230的汽提液体作为进料流236引导至低压汽提器238，其接收低压蒸汽240。通过加热进料流236或低压蒸汽240或通过加热一定量的未转化的汽提液体244并将其再循环(未示出)以供给低压汽提器238，或其组合，可以向低压汽提器238供应额外的热量。来自低压汽提器238的汽提器蒸汽242作为进料被引导至分馏器258，在那里它还为分馏塔底部提供必要的汽提介质，并且来自低压汽提器238的未转化的汽提液体244作为未转化的油被引导至吹扫。第二中压汽提器246接收第一级汽提器进料流162和第二级汽提器进料流234(图示为单独的流，但其也可以是组合流)，以及中压蒸汽248。将来自第二中压汽提器的蒸汽作为低压气体250引导，而将来自第二中压汽提器的汽提液体252例如在火焰加热器254中进行加热，并将其作为分馏器进料流256引导至分馏器258。分馏器258将分馏器进料流256分离成产物，例如柴油260、煤油262和石脑油264以及塔底馏分266。通过该方法，所有进料都进入第一级加氢裂化反应器118，该反应器作为直流反应器运行。第二阶段加氢裂化反应器212在再循环回路中操作，但在汽提器230、238中汽提第二阶段产物确保了有效去除最重质馏分，使得在与塔底馏分266合并之前，从处理单元中除去了所形成的大部分HPNA分子。

在另外的实施方案中，可将一定量的未转化的汽提液体244与塔底馏分266合并，并再循环以增加UCO的转化率，或者可将一定量的未转化的汽提液体244与含烃原料102合并，并因此再循环到第一级加氢裂化反应器118中。

另一个实施方案涉及低压汽提器238的物理构造，其可以通过分开的壁式塔板布置集成到主产物分馏塔中。

另一个实施方案涉及将一定量的未转化的汽提液体244再循环到汽提器再循环流中的低压汽提器238(或类似位置的另一种分离装置)，其益处是进一步从未转化的汽提液体244中除去轻质烃类。该实施方案可包括加热汽提器再循环流，例如通过与塔底馏分266进行热交换。在又一个实施方案中，可将这种汽提器再循环流与蒸汽合并并且将其任选地在加热之后引导至汽提塔的底部。这将具有有效加热汽提器再循环流的益处。

在进一步的实施方案中，汽提介质可以不是蒸汽而是气体的流，例如氢气流或燃料气体流。

在图3中，示出了本方法的另一个实施方案。

在第一阶段，将含烃原料102和补充氢气104合并成进料流106，向其中加入第一阶段再循环气体170。得到的第一级进料108在换热器110和火焰加热器114中的一个或多个中预热，其根据具体情况，可以替代为与工艺流进行适当的热交换或替代为其他加热装置。将得到的用于加氢裂化的热流116引导至第一级加氢裂化反应器118，其中形成第一级加氢裂化产物120。将第一级加氢裂化产物120与第二级热蒸汽流220合并，在换热器110中通过第一级进料108冷却，并将冷却的第一级加氢裂化产物作为高压热分离器进料124引导至第一级高压热分离器126，以提供第一级热蒸汽流128和第一级热液体流140。将第一级热蒸汽流在冷却器130中冷却，并作为冷分离器进料132引导至高压冷分离器134，以提供第一级冷蒸汽流136和第一级冷液体产物138。将第一级热液体流140减压并引导至第一级低压热分离器142，以提供第一级热低压蒸汽流144和第一级热低压液体流154。将第一级热低压蒸汽流144与第二级热低压蒸汽流226合并成组合的热低压蒸汽流146，将其在冷却器148中冷却。将冷却的低压蒸汽流150与第一级冷液体产物138合并，形成低压冷分离器进料流152，其被引导至低压冷分离器156，以提供中压气体158和冷液体流160。将冷液体流160与第一级热低压液体流154合并，形成汽提器进料流162。将第一级冷蒸汽流136引导至再循环压缩机164，以提供加压再循环气体166，其被分成第一级再循环气体170和第二级再循环气体168。

将来自分馏器258的塔底馏分266作为再循环进料流200引导至再循环油泵268，其与第二级再循环气体168合并并作为第二级进料流202引导。第二级进料流202通过在换热器204中与第二加氢裂化产物214进行热交换而被预热，形成预热的第二级进料流206，其例如在火焰加热器208中被进一步加热，将第二级进料流210引导至第二级加氢裂化反应器212。将第二加氢裂化产物214在换热器204中冷却。将冷却的第二加氢裂化产物216作为进料引导至第二分离段，其包括高压热分离器218，以提供引导至第一阶段的热蒸汽流220和高压液体产物222。将高压液体产物222引导至第二级低压热分离器224，其提供被引导至第一阶段的第二级热低压蒸汽流226和低压液体产物228。将低压液体产物228作为进料引导至第一中压汽提器230，其接收中压蒸汽232作为汽提介质。将来自第一中压汽提器230的蒸汽相作为第二级汽提器进料流234引导至第二中压汽提器246。将来自第一中压汽提器230的汽提液体作为进料流236引导，其分流为重质分馏器进料流237和低压汽提器进料流239。为了控制来自低压汽提器238的净塔底流(如净底部流241)的流量，调节重质分馏器进料流237的流量。将低压汽提器进料流239引导至低压汽提器238，低压汽提器238也接收低压蒸汽240。将来自低压汽提器238的未转化的汽提液体在汽提塔再循环部分245中分流，部分以244的形式作为未转化的油被引导至吹扫，并且部分以再循环的汽提液体243的形式与分馏塔底部流合并，并作为再循环被引导至第二级加氢裂化反应器212。在引导该加热流以供给低压汽提塔238之前，通过将汽提器再循环部分245与汽提介质合并并将该流引导至换热器267，从分馏塔底部流接收热量，从而向低压汽提塔238供应额外的热量。将来自低压汽提器238的汽提塔蒸汽242作为进料引导至分馏器258，在那里它还为分馏塔底部提供必要的汽提介质。第二中压汽提器246接收第一级汽提器进料流162和第二级汽提器进料流234(图示为单独的流，但其也可以是组合流)，以及中压蒸汽248。将来自第二中压汽提器的蒸汽作为低压气体250引导，而将来自第二中压汽提器的汽提液体252与重质分馏器进料流237合并并例如在火焰加热器254中进行加热，并将其作为分馏器进料流256引导至分馏器258。分馏器258将分馏器进料流256分离成产物，例如柴油260、煤油262和石脑油264以及塔底馏分266。通过该方法，所有进料都进入第一级加氢裂化反应器118，其作为直流反应器运行。第二阶段加氢裂化反应器212在再循环回路中操作，但在汽提器230、238中汽提第二阶段产物确保了有效去除最重质馏分，使得在与塔底馏分266合并之前，从处理单元中除去了所形成的大部分HPNA分子。

如技术人员将清楚的，其中图1、图2和图3中的元件的单独组合的替代实施方案也是可能的。例如，低压汽提器238可以用分馏器代替，并且仅通过重质分馏器进料流237控制汽提液体流动的一个或两个特征，再循环一部分汽提液体并通过加热流向低压汽提器提供热量，并且可以实施换热器267中的再循环。

在图4中，显示了根据现有技术的方法。在第一阶段，将含烃原料102和补充氢气104合并成进料流106，向其中加入第一阶段再循环气体170。将得到的第一级进料108在换热器110中预热并且引导以进一步预热，此处是在火焰加热器114中进行预热，取决于具体情况，这可以替代为与工艺流进行适当的热交换或替代为其他加热装置。将得到的用于加氢裂化的热流116引导至第一级加氢裂化反应器118，其中形成第一级加氢裂化产物120。将第一级加氢裂化产物120在换热器110中通过第一级进料108冷却，将冷却的加氢裂化产物172与冷却的第二加氢裂化产物216合并，并引导至分离段，在那里其形成高压热分离器进料124，并且其还被引导至高压热分离器126，以提供热蒸汽流128和热液体流140。将热蒸汽流128在冷却器130中冷却，并作为冷分离器进料132引导至高压冷分离器134，以提供冷蒸汽流136和冷液体产物138。将热液体流140减压并引导至低压热分离器142，以提供热低压蒸汽流144和热低压液体流154。将热低压蒸汽流144在冷却器148中冷却。将冷却的低压蒸汽流150与冷液体产物138合并，形成低压冷分离器进料流152，其被引导至低压冷分离器156，以提供中压气体158和冷液体流160。将冷液体流160与热低压液体流154合并，形成汽提器进料流162。将冷蒸汽流136引导至循环压缩机164，以提供加压再循环气体166，其被分成第一级再循环气体170和第二级再循环气体168。

将再循环油流270作为循环进料流200引导至再循环油泵268，该进料流200与第二级再循环气体168合并并作为第二级进料流202引导，该进料流202通过在换热器204中与第二加氢裂化产物214进行热交换而预热，形成预热的第二级进料流206，其例如在火焰加热器208中被进一步加热，将第二级进料流210引导至第二级加氢裂化反应器212。将第二加氢裂化产物214在换热器204中冷却。将冷却的第二加氢裂化产物216引导以与冷却的第一加氢裂化产物172合并。中压汽提器246接收汽提器进料流162以及中压蒸汽248。将来自中压汽提器的蒸汽作为低压气体250引导，而将来自中压汽提器的汽提液体252加热，例如在火焰加热器254中；并将分馏器进料流256引导至分馏器258。分馏器258将分馏器进料流256分离成产物，例如柴油260、煤油262和石脑油264以及塔底馏分266。将塔底馏分分离为再循环油流270和用于汽提的塔底馏分272，该流作为输入流引导至低压汽提器238，其接收低压蒸汽240。来自低压汽提器238的汽提器蒸汽242作为进料被引导至分馏器258，并且来自低压汽提器238的未转化的汽提液体244作为未转化的油被引导至吹扫。与本发明相比，通过来自两个加氢裂化阶段的反应所产生的最重质的HPNA被完全混合到再循环油流270中，导致更高的HPNA浓度和更差的性能。该装置具有较少的设备项目，因为避免了高压热分离器218、低压热分离器224和中压汽提器230，但由于总的分离效率较差，因此由未转化的汽提液体244的吹扫导致的产率损失更高。

实施例

使用从中试规模实验和过程模拟得到的数据的组合，评估了根据如图3所示的现有技术的方法和根据本发明的图1和图2所示的方法。与本公开不同，根据如图3所示的现有技术的常规两级加氢裂化构造将来自两个反应阶段的产物组合成单一的流，该流被送至装置的产物回收段。也就是说，图3的高压热分离器进料124流包括来自第一级反应器的第一级加氢裂化产物120流和来自第二反应器的第二加氢裂化产物214流，它们被冷却并合并成供给高压热分离器容器126的单个高压热分离器进料124流。在一系列分离步骤之后，将合并的产物送至产物中压汽提器246，然后送至产物分馏器258。分馏器塔底馏分266的逸出流，其是在第一和第二级反应器中产生的再循环油的组合，在连接到分馏器底部的侧塔中进行汽提，以将HPNA浓缩在未转化的汽提液体244的吹扫流中。

为了比较常规构造(图3)和如图2中所述的本公开的构造的性能，首先进行中试装置测试以确定来自两级加氢裂化过程的HPNA的净产率。然后进行分离和汽提步骤的模拟以确定每种构造的各再循环油流200中的HPNA的稳态浓度。中试装置测试表明，在测试的特定条件下，HPNA的产率相对于进料为15wppm，或每千克处理的进料总共产生15毫克的HPNA。基于产生净未转化油(UCO)吹扫产率为进料的1wt％来模拟两种工艺构造，该进料含有通过反应产生的所有净HPNA。结果的比较总结在下表中。可以看出，在两种情况下，UCO吹扫流中的HPNA分子浓度是相同的，并且说明了来自加氢裂化反应阶段的HPNA的全部产率。开发的用于再循环油速率为新鲜进料速率的25％至60％的案例。在图3的常规构造的情况下，进料流进料到低压汽提器238顶部的温度为360-365℃。在图2所示的本公开的情况下，进入低压汽提器238顶部的进料流236的温度为380-385℃。在两种情况下都使用与进料到低压汽提器238的底部的汽提低压蒸汽240相同的源和流速。

实施例1：

第一个实例是其中通过适当选择催化剂体积、空间速度和温度，将第一和第二阶段加氢裂化步骤中的转化率水平固定在反应器进料的约80％的情况。在这些转化条件下，第二阶段进料速率或再循环油速率(流200)是进料到第一阶段的进料(含烃原料102流)的约25％，第一阶段的进料在表1中被称为新鲜进料。在未转化油的恒定吹扫速率下比较再循环油中的HPNA的稳态浓度的结果示于表1中。

表1：

在根据现有技术以及本发明的构造中，从装置中吹扫的HPNA的量是相同的，并且未转化的油中的HPNA的浓度是相同的。然而，工艺构造的差异导致进料至第二阶段的再循环油中的HPNA浓度显著降低。

实施例2：

第二个实例是其中例如通过相对于实施例1适当地减少催化剂体积、增加空间速度或提高温度，将第一和第二阶段加氢裂化步骤中的转化率水平固定在反应器进料的约63％的情况。与实施例1相比，在每个阶段中在转化率降低的条件下进行操作将获得对来自加氢裂化的液体产物的更好选择性。在这些转化条件下，第二阶段进料或再循环油(流200)的速率是第一阶段的进料(含烃原料102流)的约60％，该第一阶段的进料被称为新鲜进料。在未转化油的恒定吹扫速率下比较循环油中的HPNA的稳态浓度的结果示于表2中。

表2：

如在实施例1中相似，与常规设计相比，在新的本公开中，再循环油流中的HPNA浓度显著降低。由于第二阶段反应器流出物中存在高的UCO含量和在汽提步骤中存在相应的较低蒸发程度，浓度差异小于实施例1中所见的差异。

这些结果说明本公开中采用的新的分离顺序和汽提步骤显著降低了加氢裂化反应器再循环油流中的稳态HPNA浓度，在25％的再循环油流速下从675wtppm降至95wtppm的HPNA。当再循环油流速增加到进料的60％时，新的工艺方案使得HPNA从595wtppm降低到290wtppm。因此，通过在加氢裂化两阶段方法中通常采用的再循环油流速的实际范围，本公开显著减少了HPNA的再循环。

由于已知再循环油中的高浓度的HPNA会导致催化剂失活增加，因此HPNA再循环的这种减少可为加氢裂化工艺提供以下益处，该益处是用目前用已知的常规构造无法实现的。降低的HPNA浓度导致较低的催化剂失活速率，这使得操作循环延长并且该方法的产率提高。可以容许更高的HPNA产率，从而允许加氢裂化过程在较低压力下设计，相应地节省了资金和操作成本。最初设计用于低转化率直流操作的装置可以进行改造，以实现更高的转化再循环操作，同时保持可接受的HPNA水平。更高的HPNA产率也可以容忍更重质、更高沸点和更多芳香性的原料，而无需更昂贵的设计条件和与UCO吹扫速率增加相关的产率损失。所有这些结果都可以为商业用户带来可观的经济效益。

Claims (16)

1.将烃混合物转化为低沸点的烃产物的方法，所述烃混合物的至少95wt％具有高于150℃的沸点，所述方法包括以下步骤：

(a)引导所述烃混合物在加氢裂化条件下与在加氢裂化中具有催化活性的物质接触；

(b)提供第一加氢裂化产物(120)；

(c)将至少一定量的所述第一加氢裂化产物(120)和一定量的转化的加氢裂化产物引导至产物分离步骤，以将其分离成一种或多种产物和平均沸点高于所述产物的再循环油；

(d)引导所述再循环油在加氢裂化条件下与在加氢裂化中具有催化活性的第二材料接触，以提供第二加氢裂化产物(214)；

(e)将至少一定量的所述第二加氢裂化产物(214)作为进料引导至第二分离步骤，将所述第二加氢裂化产物(214)分离成至少两个馏分：转化的加氢裂化产物和平均沸点高于所述再循环油的未转化的油；

(f)和，取出至少一定量的所述未转化的油作为吹扫。

2.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二分离步骤从至少一个热源接收热能，以将进入参与所述第二分离步骤的分离装置的入口流或将所述第二分离步骤的至少一个内部流加热至高于所述入口流或所述内部流的泡点的温度。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中所述第二分离步骤包括在一个或多个步骤，任选的中间分离步骤和最后的分离步骤中的气/液分离；如果存在的话，所述任选的中间分离步骤接收来自所述气/液分离步骤的至少一定量的液体并且将来自所述气/液分离步骤的所述液体的重质馏分提供给最后的分离步骤；或者如果不存在所述中间分离步骤；所述最后的分离步骤接收来自所述气/液分离步骤的至少一部分液体，并且其中将热能引导至进入所述最后的分离步骤的入口流。

4.根据权利要求3所述的方法，其中所述第二分离步骤包括一个或多个中间分离步骤，以接收来自气/液分离步骤的液体馏分并将轻质馏分引导至产物分离步骤并将重质馏分引导至最后的分离步骤。

5.根据权利要求3所述的方法，其中最后的分离步骤是汽提步骤，该汽提步骤接收液体馏分，汽提介质和任选的再循环液体，并且其中热能被引导至液体馏分，汽提介质和任选的再循环液体中的一个或多个。

6.根据权利要求3所述的方法，其中运行产物分离步骤所需的所有蒸汽被引导至汽提步骤，并且其中汽提介质是处于与运行所述产物分离步骤一致的压力水平下的蒸汽。

7.根据权利要求3所述的方法，其中最后的分离步骤是分馏器，其接收液体馏分，任选的蒸汽流和任选的再循环液体；并且其中热能被引导至液体馏分，任选的蒸汽流和任选的再循环液体中的一个或多个，或用于使重质塔底物重沸。

8.根据权利要求3所述的方法，其中最后的分离步骤接收质量流量小于所述烃混合物的质量流量的25％的流。

9.根据权利要求1或2所述的方法，其中至少50wt％的所述第一加氢裂化产物(120)在低于重质烃混合物的初始沸点下沸腾，并且至少50wt％的所述第二加氢裂化产物(214)在低于再循环油的初始沸点下沸腾。

10.根据权利要求1或2所述的方法，其中所述加氢裂化在低于160巴的压力下操作。

11.根据权利要求1或2所述的方法，其中在未曾首先接触第二催化活性材料的情况下，不将第一加氢裂化产物(120)的流引导到第二分离步骤。

12.根据权利要求1或2所述的方法，其中将所述第二加氢裂化产物(214)进料至第二分离步骤的进料温度为至少320℃。

13.一种加氢裂化工艺装置，其包括

具有入口和出口的第一级加氢裂化反应器(118)，

具有入口和出口的第二级加氢裂化反应器(212)，

具有至少一个入口和至少轻质馏分和重质馏分出口的产物分离段，

具有入口和至少轻质馏分出口和重质馏分出口的第二分离段，

其中所述第一级加氢裂化反应器入口与进料流流体连通，

且所述第一级加氢裂化反应器出口与所述产物分离段的入口流体连通，

其中所述产物分离段塔底馏分出口与所述第二级 加氢裂化反应器入口任选地通过共同的分馏器流体连通，

所述第二加氢裂化反应器出口与所述第二分离段入口流体连通，

所述第二分离段轻质馏分出口与所述产物分离段的一个入口流体连通，

且所述第二分离段重质馏分出口与未转化的油吹扫管线流体连通，其中在所述第一级加氢裂化反应器出口或所述产物分离段出口和第二分离段入口之间没有流体连通。

14.根据权利要求13所述的加氢裂化工艺装置，

其中所述第二分离段的产物分离段包括

具有入口、蒸汽出口和液体出口的液体/蒸汽分离段，

所述第二分离段的产物分离段任选地包括高压热分离器(218)和低压热分离器(224)，所述高压热分离器的液体出口配置为与所述低压热分离器(224)的进料流入口流体连通，并且所述低压热分离器(224)的液体出口与所述第二级加氢裂化反应器分离段液体出口流体连通，

和汽提段，

所述汽提段任选地包括第一第二级分离装置，以及任选地包括第二第二级分离装置；所述分离装置各自具有进料流入口、蒸汽出口和液体出口以及任选的汽提介质入口，

其中所述第一第二级分离装置入口与所述液体/蒸汽分离段液体出口流体连通，且所述第一第二级分离装置任选地接收中压蒸汽(232)作为汽提介质，

并且其中所述第一第二级分离装置液体出口与所述第二第二级分离装置的入口流体连通，所述第二第二级分离装置任选地进一步接收低压蒸汽(240)作为汽提介质，并且其中所述第一第二级分离装置的蒸汽出口与所述产物分离段的进料流入口流体连通，并且所述第二第二级分离装置的蒸汽出口与所述产物分离段的进料流入口流体连通。

15.根据权利要求14所述的加氢裂化工艺装置，

其中所述第二第二级分离装置通过分开的壁式塔板布置集成到所述产物分离段中。

16.根据权利要求14所述的加氢裂化工艺装置，

其中所述第二第二级分离装置为汽提器或分馏器。

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