CN109715763A - 用于在加氢裂化过程中除去重质多核芳族化合物的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了用于从加氢裂化料流除去重质多核芳族化合物的方法和设备，所述方法包括将至少一部分所述加氢裂化料流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流。从所述分馏器塔底料流取出第一料流和第二料流。使所述第一料流通过重质多核芳族化合物吸附区以获得具有降低浓度的重质多核芳族化合物的经处理的塔底料流。围绕所述重质多核芳族化合物吸附区绕过所述第二料流。最后，将所述经处理的塔底料流和所述绕过的第二料流加氢裂化。

Description

用于在加氢裂化过程中除去重质多核芳族化合物的方法和 设备
优先权声明
本专利申请要求2016年8月10日提交的美国专利申请No.62/373189的优先权，其内容据此全文以引用方式并入本文。
技术领域
技术领域一般涉及用于烃料流的加氢裂化的方法和设备。更特别地，本技术领域涉及用于从加氢裂化过程除去重质多核芳族化合物的改进方法和设备。
背景技术
加氢处理可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。加氢裂化是一种加氢处理方法，其中烃在氢气和加氢裂化催化剂的存在下裂化成较低分子量的烃。根据所需的输出，加氢裂化单元可含有一个或多个相同或不同催化剂的固定床。加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，所述加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可被饱和。芳族化合物也可被饱和。一些加氢处理方法专门设计用于饱和芳族化合物。
通常，重质多核芳族(可缩写为“HPNA”)化合物可以是加氢裂化过程(特别是高转化加氢裂化单元)的二次产物。再循环未转化的油以增加馏出物产物的产量可使得未转化的油中HPNA化合物累积。再循环油中累积的HPNA化合物可以焦炭的形式沉积在催化剂上，这可降低催化剂性能并导致催化剂再循环长度变短。此外，HPNA可沉积在过程的冷却器区段中的设备上。对于加工较重进料的加氢裂化单元，不期望的HPNA化合物的产生可能更明显。因此，期望从未转化的油除去HPNA化合物，以使催化剂失活最小化。
一种选择是通过抽吸一部分未转化的油以除去累积的HPNA化合物来降低转化。遗憾的是，由于经济和物流方面的考虑，这通常是不可取的，因为产量损失和未转化的油缺乏市场。
因此，期望提供一种能提供改进的性能并防止HPNA化合物累积而没有上述缺点的改进方法。另外，结合附图和背景技术，根据随后的具体实施方式和所附权利要求，本发明的其他期望特征和特性将变得显而易见。
发明内容
本文所设想的各种实施方案涉及用于从加氢裂化过程除去HPNA的方法和设备。本文所教导的示例性实施方案提供了用于从两阶段或单阶段加氢裂化过程除去HPNA的改进方法和设备。
根据一个示例性实施方案，提供了一种从加氢裂化料流除去HPNA化合物的方法，该方法包括将至少一部分加氢裂化料流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流。从分馏器塔底料流取出第一料流和第二料流。使第一料流通过HPNA吸附区以获得具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流。围绕HPNA吸附区绕过第二料流。最后，将经处理的塔底料流和绕过的第二料流加氢裂化。
根据另一个示例性实施方案，提供了一种用于改质烃料流的方法，该方法包括将烃进料流通入第一加氢裂化反应器，该第一加氢裂化反应器含有至少一个第一加氢裂化催化剂床，其中烃进料流在第一加氢裂化条件下在氢气的存在下与第一加氢裂化催化剂接触以产生第一加氢裂化流出物流。将至少一部分第一加氢裂化流出物流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流。分馏器塔底料流被分流以提供第一料流和第二料流。使第一料流通过HPNA吸附区以获得具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流。围绕HPNA吸附区绕过第二料流。将经处理的塔底料流和绕过的第二料流通入第二加氢裂化反应器，该第二加氢裂化反应器含有至少一个第二加氢裂化催化剂床，其中经处理的塔底料流和绕过的第二料流在第二加氢裂化条件下在氢气的存在下与第二加氢裂化催化剂接触以提供第二加氢裂化流出物流。
根据又一个示例性实施方案，提供了一种用于从加氢裂化料流除去HPNA化合物的设备，该设备包括与加氢裂化流出物管线连通的分馏塔以在分馏器塔底管线中提供多个分馏器产物流和分馏器塔底料流。第一分馏器塔底管线流体连接到分馏器塔底管线。第二分馏器塔底管线流体连接到分馏器塔底管线。HPNA吸附区与第一分馏器塔底管线下游连通以在具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底管线中提供经处理的塔底料流。加氢裂化反应器与经处理的塔底管线和第二分馏器塔底管线连通，该第二分馏器塔底管线绕过HPNA吸附区。
附图说明
图1是两级加氢裂化单元的示意图。
图2是单级加氢裂化单元的示意图。
定义
术语“连通”是指在枚举的部件之间可操作地允许物质流动。
术语“下游连通”是指在下游连通中流向对象的至少一部分物质可从与其连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”是指在上游连通中从对象流出的至少一部分物质可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“直接连通”是指从上游部件流入下游部件，而不会由于物理分馏或化学转化而发生组成变化。
术语“塔”是指用于分离一种或多种不同挥发性组分的蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的塔底的用于蒸发一部分塔底料流并将其送回塔的塔底的再沸器。吸收塔和洗涤塔不包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的塔底的用于蒸发一部分塔底料流并将其送回塔的塔底的再沸器。可以预热塔的进料。塔顶压力是塔的蒸气出口处的塔顶蒸气的压力。塔底温度是液体塔底出口温度。除非另外指明，否则塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸的塔下游到塔的净管线。汽提塔省略了塔的塔底的再沸器，并且相反提供对液化的惰性蒸气介质(诸如蒸汽)的加热要求和分离动力。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)是指用于确定对应于ASTM D-2892的物质的沸点的测试方法，其用于生产可获得分析数据的标准质量的液化气体、馏分和残余物，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的产量，从所述质量和体积使用15个理论塔板在回流比为5:1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。
如本文所用，术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86的样品分别沸腾5体积百分比或95体积百分比(根据具体情况)时的温度。
如本文所用，术语“柴油沸腾范围”是指使用TBP蒸馏方法在介于132℃(270℉)和介于343℃(650℉)和399℃(750℉)之间的柴油分馏点之间的范围内沸腾的烃。
如本文所用，术语“分离器”是指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自防护罩的含水料流出口。闪蒸转筒是一种可与分离器下游连通的分离器，后者可在较高的压力下操作。
如本文所用，术语“区”可指包括一个或多个设备项和/或一个或多个子区的区域。设备项可包括一个或多个反应器或反应器容器、加热器、交换器、管道、泵、压缩机、控制器和塔。另外，设备项诸如反应器、干燥器或容器还可包括一个或多个区或子区。
如本文所用，术语“HPNA”通常是指具有六个或更多个芳环的化合物，并且通常是指具有十一个或更多个芳环并且通常在加氢裂化反应区中产生的化合物。
具体实施方式
以下具体实施方式本质上仅是示例性的，并且不旨在限制各种实施方案或其应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下具体实施方式中提出的任何理论的束缚。通过删除通常在这种性质的方法中采用的大量设备诸如容器内部构件、温度和压力控制系统、流量控制阀、再循环泵等(这些并不是说明本发明的性能所特别需要的)来简化附图。此外，在具体附图的实施方案中对本发明方法的说明并非旨在将本发明限制于本文所述的具体实施方案。
我们已发现，仅通入一部分包含未转化的油的分馏器塔底料流会减少HPNA在加氢裂化单元的再循环油进料中的累积。
本发明的设备和方法仅使一部分再循环油通入HPNA吸附区，而另一部分再循环油绕过HPNA吸附区，并且随后两部分馏分均被加氢裂化。
用于加氢裂化烃料流的设备和方法10包括第一阶段加氢裂化单元12、分馏区段14和第二阶段加氢裂化单元150。将烃管线18中的含烃料流和第一阶段氢气管线22中的第一阶段氢气流进料至第一阶段加氢裂化单元12。第一阶段加氢裂化单元可包括加氢处理反应器30和第一加氢裂化反应器40。第二阶段加氢裂化单元150可包括第二加氢裂化反应器170。
在一个方面，本文所述的方法和设备特别适用于加氢裂化包含含烃原料的烃进料流。示例性含烃原料包括初沸点(IBP)高于288℃(550℉)的烃料流(诸如常压气油)、T5和T95介于315℃(600℉)和600℃(1100℉)之间的真空气油(VGO)、脱沥青油、焦化馏出物、直馏馏出物、热解衍生油、高沸点合成油、循环油、澄清淤浆油、脱沥青油、页岩油、加氢裂化进料、催化裂化器馏出物、IBP等于或高于343℃(650℉)的常压残余物和IBP高于510℃(950℉)的真空残余物。
加氢处理氢气管线24中的加氢处理氢气流可从第一阶段氢气管线22分离出来。第一加氢处理氢气流可加入进料管线18中的含烃料流以在第一烃进料管线26中提供第一烃进料流。第一烃进料管线26中的第一烃进料流可通过与管线48中和焙烧加热器中的第一加氢裂化流出物流热交换来加热。管线28中加热的第一烃进料流可进料至加氢处理反应器30。
加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，所述加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可被饱和。芳族化合物也可被饱和。一些加氢处理方法专门设计用于饱和芳族化合物。
加氢处理反应器30可包括加氢处理催化剂的保护床，以及一个或多个高质量加氢处理催化剂床。保护床过滤颗粒并拾取烃进料流中的污染物，诸如镍、钒、硅和砷等金属，它们会使催化剂失活。保护床可包含与加氢处理催化剂类似的物质。第一加氢处理补充氢气管线31中的补充氢气可在加氢处理反应器30中的催化剂床之间的级间位置处添加。
用于加氢处理反应器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，并且包括在高表面积载体物质(优选氧化铝)上由至少一种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)组成的那些。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂。在加氢处理反应器30的高硫和氮环境中，不鼓励使用贵金属催化剂。在加氢处理反应器30中可使用超过一种的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2重量％至20重量％、优选4重量％至12重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常以1重量％至25重量％、优选2重量％至25重量％的范围内的量存在。
加氢处理反应器30中优选的反应条件包括290℃(550℉)至455℃(850℉)、合适的316℃(600℉)至427℃(800℉)并且优选343℃(650℉)至399℃(750℉)的温度，2.1MPa(表压)(300psig)、优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)、合适的12.4MPa(表压)(1800psig)、优选6.9MPa(表压)(1000psig)的压力，0.1hr-1、合适的0.5hr-1至10hr-1、优选1.5hr-1至8.5hr-1的新鲜含烃原料的液时空速以及168Nm3/m3(1,000scf/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，以及加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
第一烃进料管线28中的第一烃进料流通过加氢处理反应器30中的加氢处理催化剂进行加氢处理以提供经加氢处理的烃进料流，其在加氢处理流出物管线32中离开加氢处理反应器30，可作为第一加氢裂化进料流取出。负载有氨和硫化氢的氢气可在分离器中从第一加氢裂化进料流除去，但是第一加氢裂化进料流通常直接进料至加氢裂化反应器40而不进行分离。第一加氢裂化进料流可与来自第一阶段氢气管线22的第一加氢裂化氢气管线33中的第一加氢裂化氢气流混合，并通过第一入口32i进料至第一加氢裂化反应器40以进行加氢裂化。
加氢裂化是指烃在氢气的存在下裂化成较低分子量烃的过程。第一加氢裂化反应器40可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床42，以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂、加氢异构化催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。预期第一加氢裂化反应器40在液态烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。第一加氢裂化反应器40也可在常规的连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中操作。
在来自第一加氢裂化氢气管线33的第一加氢裂化氢气流的存在下，在第一加氢裂化催化剂床42中通过第一加氢裂化催化剂加氢裂化经加氢处理的第一加氢裂化进料流以在管线48中提供第一加氢裂化流出物流。加氢裂化反应器中的后续催化剂床42可包含加氢裂化催化剂，通过该加氢裂化催化剂发生加氢裂化料流的附加的加氢裂化。氢气歧管44可将补充氢气流递送至催化剂床42中的一个、一些或每个。在一个方面，在相邻床之间的级间位置将补充氢气添加至每个催化剂床42，因此补充氢气与在进入下游催化剂床42之前从上游催化剂床42排出的加氢处理流出物混合。
第一加氢裂化反应器40可提供加氢处理流出物管线32中的第一加氢裂化进料流至低于柴油分馏点的沸腾的产物的至少20体积％且通常大于60体积％的总转化。第一加氢裂化反应器40可基于总转化以进料的超过30体积％的部分转化或至少90体积％的完全转化操作。第一加氢裂化反应器40可在温和的加氢裂化条件下操作，这将提供烃进料流至低于柴油分馏点沸腾的产物的20体积％至60体积％、优选20体积％至50体积％的总转化。
第一加氢裂化反应器40包括多个催化剂床42。如果加氢裂化单元12不包括加氢处理反应器30，则加氢裂化反应器40中的第一催化剂床可包括加氢处理催化剂，其用于在用后续容器中的第一加氢裂化催化剂或第一加氢裂化反应器40中的催化剂床42加氢裂化第一烃进料流之前对第一烃进料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮。否则，第一加氢裂化反应器40中的第一床或上游床。
如果需要温和的加氢裂化以产生中间馏出物和汽油的平衡，则第一加氢裂化催化剂可利用无定形二氧化硅-氧化铝碱或低水平沸石碱与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分的组合。在另一方面，当中间馏出物在转化产物中比汽油生产显著更优选时，可在第一加氢裂化反应器40中用催化剂进行部分或全部加氢裂化，该催化剂通常包含任何结晶沸石裂化碱，其上沉积有VIII族金属氢化组分。附加的氢化组分可选自VIB族，以与沸石碱结合。
沸石裂化碱在本领域有时被称为分子筛，并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子诸如钠、镁、钙、稀土金属等组成。它们的特征还在于具有介于4和14埃(10-10米)之间的相对均匀直径的晶体孔。优选采用二氧化硅/氧化铝摩尔比(介于3和12之间)相对较高的沸石。在自然界中发现的合适的沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶沸石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如B、X、Y和L晶体类型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是晶体孔径介于8和12埃(10-10米)之间的沸石，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比为4至6。落入优选组中的沸石的一个示例是合成Y分子筛。
天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂化碱，优选大多数或所有原始沸石一价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热以分解与沸石相关联的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而去离子化的氢离子和/或交换位点。这种性质的氢或“去离子化”Y沸石更特别地描述于US 3,100,006中。
混合的多价金属-氢沸石可通过首先与铵盐离子交换，然后与多价金属盐部分回交换，然后煅烧来制备。在一些情况下，诸如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过直接酸处理碱金属沸石来制备。在一个方面，优选的裂化碱是基于初始离子交换容量至少10重量％并且优选至少20重量％的金属阳离子不足的那些。在另一方面，理想和稳定的一类沸石是其中氢离子满足至少20重量％离子交换容量的沸石。
在本发明优选的第一加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属是VIII族的活性金属，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了这些金属之外，还可结合采用其他促进剂，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中的氢化金属的量可在宽范围内变化。一般而言，可使用介于0.05重量％和30重量％之间的任何量。就贵金属而言，通常优选使用0.05重量％至2重量％的贵金属。
掺入氢化金属的方法是使基体物质与所需金属的合适的化合物的水溶液接触，其中金属以阳离子形式存在。在添加所选择的一种或多种氢化金属后，如果需要，将所得催化剂粉末过滤、干燥、用添加的润滑剂、粘合剂等制成球粒等，并在空气中在例如371℃(700℉)至648℃(1200℉)的温度下煅烧，以便活化催化剂并分解铵离子。或者，可首先将基体组分制成球粒，然后添加氢化组分并通过煅烧活化。
上述催化剂可以未稀释形式采用，或者粉末状催化剂可与其它活性相对较低的催化剂、稀释剂或粘结剂诸如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等以介于5重量％和90重量％之间的范围内的比例混合并共制球粒。这些稀释剂可原样采用，或者它们可含有较小比例的添加的氢化金属，诸如VIB族和/或VIII族金属。附加的金属促进的加氢裂化催化剂也可用于本发明的方法中，该催化剂包括例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐在US 4,363,718中有更全面的描述。
通过一种方法，加氢裂化条件可包括290℃(550℉)至468℃(875℉)、优选343℃(650℉)至445℃(833℉)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4hr-1至小于2.5hr-1的液时空速(LHSV)，421Nm3/m3(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气速率。如果需要温和的加氢裂化，条件可包括315℃(600℉)至441℃(825℉)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至13.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5hr-1至2hr-1并且优选0.7hr-1至1.5hr-1的液时空速(LHSV)以及421Nm3/m3油(2,500scf/bbl)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率。
第一加氢裂化流出物流可在管线48中离开第一加氢裂化反应器40并在与第一加氢裂化反应器40下游连通的分馏区段14中分离。分馏区段14包括与加氢裂化反应器40下游连通的一个或多个分离器和分馏塔。
第一加氢裂化流出物管线48中的第一加氢裂化流出物流可在一方面与管线26中的烃进料流进行热交换以进行冷却，并与第二加氢裂化流出物管线46中的第二加氢裂化流出物流混合。组合的加氢裂化流出物管线49可将组合的料流递送至热分离器50。热分离器分离第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物流以在热塔顶管线52中提供含烃热气体流，并在热塔底管线54中提供含烃热液体流。热分离器50可与第一加氢裂化反应器40下游连通。热分离器50在177℃(350℉)至371℃(700℉)下操作，并且优选在232℃(450℉)至315℃(600℉)下操作。热分离器50可在比第一加氢裂化反应器40略低的压力下操作导致通过介入设备的压降。热分离器50可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。热塔顶管线52中的含烃热气体分离料流的温度可为热分离器50的操作温度。
在进入冷分离器56之前，可以冷却热塔顶管线52中的热气体流。由于在第一加氢裂化反应器40中发生反应，其中从进料除去氮、氯和硫，因此形成氨和硫化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢将组合形成二硫化铵和氨，氯将组合形成氯化铵。每种化合物均具有特征升华温度，其可允许化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而损害设备性能。为了防止在传输热气体流的热塔顶管线52中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可在热塔顶管线52中的一点处(该位置的温度高于任一化合物的特征升华温度)将适量的洗涤水引入到冷却器的热塔顶管线上游中。
热气体流可在冷分离器56中分离以在冷塔顶管线58中提供包括富氢气体流的冷气体流和在冷塔底管线60中提供冷液体流。冷分离器56用于将富氢气体与第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物流中的烃液体分离，以再循环至冷塔顶管线58中的第一阶段加氢裂化单元12和第二阶段加氢裂化单元150。因此，冷分离器56与热分离器50的热塔顶管线52和第一加氢裂化反应器40下游连通。冷分离器56可在100℉(38℃)至150℉(66℃)、合适的115℉(46℃)至145℉(63℃)并且恰好低于第一加氢裂化反应器40和热分离器50的压力(导致通过介入设备的压降)下操作，以保持塔顶的氢气和轻质气体以及通常塔底的液态烃。冷分离器56可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。冷分离器56还可具有用于收集水相的防护罩。冷塔底管线60中的冷液体流的温度可为冷分离器56的操作温度。
冷塔顶管线58中的冷气体流富含氢气。因此，可从冷气体流回收氢气。冷塔顶管线58中的冷气体流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔62，其中冷气体流被洗涤提取液(诸如通过管线64进料的水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体萃取到水溶液中来除去该酸性气体。优选的水溶液包括贫胺，诸如链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与冷气体流接触并吸收酸性气体污染物，诸如硫化氢和二氧化碳。所得的“变温和的”冷气体流在再循环洗涤塔顶管线68中从再循环洗涤塔62的塔顶出口取出，并且富胺在再循环洗涤塔底管线66中在再循环洗涤塔的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的洗涤液可再生并再循环回到管线64中的再循环洗涤塔62。经洗涤的富氢气流经由再循环洗涤器塔顶管线68从洗涤器排出，并且可在再循环压缩机70中压缩。洗涤器塔顶管线68中的经洗涤的富氢气流可在压缩机70上游或下游的补充管线20中用补充氢气流补充。压缩氢气流将氢气供应到第一阶段氢气管线22中的第一阶段氢气流和第二阶段氢气管线166中的第二阶段氢气流。再循环洗涤塔62可以介于38℃(100℉)和66℃(150℉)之间的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力操作。
可以分馏热塔底管线54中的含烃热液体流。在一个方面，热塔底管线54中的热液体流可在压力下被压低并在热闪蒸转筒80中闪蒸以在闪蒸热塔顶管线82中提供闪蒸热气体流，并且在闪蒸热塔底管线84中提供闪蒸热液体流。热闪蒸转筒80可直接与热塔底管线54下游连通，并且与第一加氢裂化反应器40下游连通。在一个方面，可从闪蒸热塔底管线84中的闪蒸热液体流中汽提轻质气体诸如硫化氢。因此，汽提塔100可与热闪蒸转筒80和热闪蒸塔底管线84下游连通。
热闪蒸转筒80可在与热分离器50相同的温度但是在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间的较低压力(合适地不超过3.8MPa(表压)(550psig))下操作。闪蒸热塔底管线84中的闪蒸热液体流可在分馏区段14中进一步分馏。闪蒸热塔底管线84中的闪蒸热液体流的温度可为热闪蒸转筒80的操作温度。
在一个方面，冷塔底管线60中的冷液体流可直接分馏。在另一个方面，冷液体流可在压力下下降并在冷闪蒸转筒86中闪蒸，以分离冷塔底管线60中的冷液体流。冷闪蒸转筒86可与冷分离器56的冷塔底管线60直接下游连通，并且与第一加氢裂化反应器40下游连通。
在另一个方面，闪蒸热塔顶管线82中的闪蒸热气体流可在分馏区段14中分馏。在另一个方面，闪蒸热气体流可被冷却并且还在冷闪蒸转筒86中分离。冷闪蒸转筒86可分离管线60中的冷液体流和/或闪蒸热塔顶管线82中的闪蒸热气体流以在闪蒸冷塔顶管线88中提供闪蒸冷气体流，并且在冷闪蒸塔底管线90中提供闪蒸冷液体流。在一个方面，可从闪蒸冷塔底管线90中的闪蒸冷液体流中汽提轻质气体诸如硫化氢。因此，汽提塔100可与冷闪蒸转筒86和冷闪蒸塔底管线90下游连通。
冷闪蒸转筒86可与冷分离器56的冷塔底管线60、热闪蒸转筒80的热闪蒸塔顶管线82和第一加氢裂化反应器40下游连通。冷塔底管线60中的闪蒸冷液体流和热闪蒸塔顶管线82中的闪蒸热气体流可一起或分开地进入冷闪蒸转筒86中。在一个方面，热闪蒸塔顶管线82连接冷塔底管线60并将闪蒸热气体流和冷液体流一起进料到冷闪蒸进料管线92中的冷闪蒸转筒86。冷闪蒸转筒86可在与冷分离器56相同的温度、但通常在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间、并且优选介于3.0MPa(表压)(435psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可从冷闪蒸转筒86中的防护罩除去闪蒸的含水料流。闪蒸冷塔底管线90中的闪蒸冷液体流的温度可与冷闪蒸转筒86的操作温度相同。闪蒸冷塔顶管线88中的闪蒸冷气体流含有可以回收的大量氢气。
分馏区段14还可包括汽提塔100和分馏塔130。另外，分馏区段14可包括HPNA吸附区200。汽提塔100可与分馏区段14中的塔底管线下游连通，以用于从第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物流汽提挥发物。例如，汽提塔100可与热塔底管线54、闪蒸热塔底管线84、冷塔底管线60和/或冷闪蒸塔底管线90下游连通。在一个方面，汽提塔100可以是含有冷汽提塔102和热汽提塔104的容器，其具有将汽提塔102、104中的每一个与另一个隔离的壁。冷汽提塔102可与第一加氢裂化反应器40、第二加氢裂化反应器170、冷塔底管线60下游连通，并且在一方面，与闪蒸冷塔底管线90下游连通，以用于汽提冷液体流。热汽提塔104可与第一加氢裂化反应器40、第二加氢裂化反应器170和热塔底管线54下游连通，并且在一方面，与闪蒸热塔底管线84下游连通，以用于汽提比冷夜体流更热的热液体流。热液体流可以比冷液体流更热，热至少25℃并且优选至少50℃。
在闪蒸冷塔底管线90中包含第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物流的闪蒸冷液体流可被加热并在可位于塔的上半顶部的入口处进料至冷汽提塔102。包含第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物料流的闪蒸冷液体流可在冷汽提塔102中用冷汽提介质气体汽提，该冷汽提介质是惰性气体，诸如来自冷汽提介质管线106的蒸汽以在冷汽提塔塔顶管线108中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其他气体的冷汽提塔气体流，并且在冷汽提塔塔底管线110中提供液体冷汽提流。冷汽提塔塔顶管线108中的冷汽提塔气体流可以在接收器112中冷凝并分离。来自接收器112的汽提塔净塔顶管线114带有净汽提塔气体流，用于在轻质物质回收单元中进一步回收LPG和氢气。来自接收器112的塔底的未稳定的液体石脑油可在回流到冷汽提塔102顶部的回流部分和液体汽提塔塔顶料流之间分流，该液体汽提塔塔顶料流可在冷凝汽提塔塔顶管线116中输送以进一步回收或处理。可从塔顶接收器112的防护罩收集酸性水流。
冷汽提塔102可以介于149℃(300℉)和288℃(550℉)之间、优选不超过260℃(500℉)的塔底温度并且0.35MPa(表压)(50psig)、优选不小于0.70MPa(表压)(100psig)至不超过2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力操作。塔顶接收器112中的温度在38℃(100℉)至66℃(150℉)的范围内，并且压力基本上与冷汽提塔102的塔顶压力相同。
冷汽提塔塔底管线110中的冷汽提料流可主要包含石脑油和煤油沸腾物质。管线110中的冷汽提料流可被加热并进料至分馏塔130。分馏塔130可与第一加氢裂化反应器40和第二加氢裂化反应器170、冷汽提塔102的冷汽提塔塔底管线110和汽提塔100下游连通。在一个方面，分馏塔130可包括超过一个分馏塔。分馏塔130可与热分离器50、冷分离器56、热闪蒸转筒80和冷闪蒸转筒86中的一个、一些或全部下游连通。
在热闪蒸塔底管线84中包含加氢裂化料流的闪蒸热液体流可在热汽提塔104的顶部附近进料至该热汽提塔。闪蒸热液体流可在热汽提塔104中用热汽提介质气体汽提，该热汽提介质是惰性气体，诸如来自管线120的蒸汽以在热汽提塔塔顶管线118中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其他气体的热汽提塔塔顶料流，并且在热汽提塔塔底管线122中提供液体热汽提流。热汽提塔塔顶管线118可被冷凝，并且一部分回流至热汽提塔104。然而，在图1的实施方案中，热汽提塔塔顶管线118中来自热汽提塔104的塔顶的热汽提塔塔顶料流可以在一方面直接进料到冷汽提塔102中而不首先冷凝或回流。承载闪蒸冷液体流的冷闪蒸塔底管线90的入口可处于比热汽提塔塔顶管线118的入口更高的高度处。热汽提塔104可以介于160℃(320℉)和360℃(680℉)之间的塔底温度并且0.35MPa(表压)(50psig)、优选0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的塔顶压力操作。
在热汽提塔底管线122中包含加氢裂化料流的至少一部分热汽提料流可被加热并进料至分馏塔130。分馏塔130可与热汽提塔104的热汽提塔底管线122下游连通。管线122中的热汽提料流可处于比管线110中的冷汽提料流更热的温度。
在一个方面，热汽提塔底管线122中的热汽提料流可被加热并进料至预分馏分离器124，以分离成预分馏塔顶管线126中的汽化热汽提料流和预分馏塔底管线128中的液体热汽提料流。汽化热汽提料流可以在预分馏塔顶管线128中进料至分馏塔130。液体热汽提料流可在分馏炉中加热，并且在预分馏塔底管线128中以低于预分馏塔顶管线126将汽化热汽提料流进料至分馏塔130的高度的高度进料至分馏塔130。
分馏塔130可与冷汽提塔102和热汽提塔104下游连通，并且可包括超过一个分馏塔，以用于将汽提加氢裂化料流分离成产物流。分馏塔130可用惰性汽提介质流(诸如来自管线132的蒸汽)分馏加氢裂化料流、冷汽提料流、汽化热汽提料流和液体热汽提料流以提供多种分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流。来自分馏塔130的产物流可包括净分馏塔顶料流，其包括净塔顶管线134中的石脑油、管线136中来自侧分馏出口的任选重质石脑油料流、管线138中携带的来自侧分馏出口的煤油料流和管线140中来自侧分馏出口的柴油料流。
包含高于柴油分馏点的沸腾未转化的烃的分馏器塔底料流可从分馏塔130的塔底取入分馏器塔底管线142中。至少一部分分馏器塔底料流可再循环用于进一步的加氢裂化，其在所讨论的图1的实施方案中，在第二加氢裂化反应器170中发生。再循环的分馏器塔底料流可在新鲜进料速率的10重量％至100重量％、优选介于新鲜进料速率的30重量％至70重量％之间的范围内。根据如图1所示的示例性实施方案，第一分馏器塔底管线202中的第一料流可从分馏器塔底管线142中的分馏器塔底料流取出。此外，第二分馏器塔底管线204中的第二料流可从分馏器塔底管线142中的分馏器塔底料流取出。因此，分馏器塔底料流可被分流以在管线202中提供第一料流并且在管线204中提供第二料流。因此，根据各种实施方案，第一分馏器塔底管线202和第二分馏器塔底管线204可流体连接至分馏器塔底管线142。在各种实施方案中，第三料流可从分馏器塔底管线142取入塔底吹扫管线205中，并且可作为抽流排出。第一料流、第二料流和第三料流可作为分馏器塔底料流的等分部分取出。
管线202中的第一料流可通过HPNA吸附区200以获得管线206中具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流。因此，HPNA吸附区200可与第一分馏器塔底管线202和分馏器塔底管线142下游连通。在HPNA吸附区200中，第一料流可与合适的吸附剂接触，所述吸附剂可选择性地保留HPNA化合物。合适的吸附剂可包括分子筛、硅胶、活性炭、活性氧化铝、二氧化硅-氧化铝凝胶和粘土中的一种或多种。在一个示例中，HPNA吸附区200可包含活性炭。吸附剂可以任何合适的方式(诸如固定床布置)安装在吸附区200中。吸附剂可安装在一个或多个容器中，并且可串联或并联流动。HPNA吸附区200可在摆动床或超前-滞后配置中操作。HPNA吸附区200可保持在170kPa(25psig)至4,300kPa(624psig)的压力、10℃(50℉)至370℃(698℉)的温度以及0.1hr-1至500hr-1的LHSV下。通过HPNA吸附区200的第一料流的流动可以上流、下流或径向流动方式进行，其中烃为液相。
根据示例性实施方案，通过HPNA吸附区200的管线202中的第一料流可以是介于新鲜进料速率的2％至10％之间。管线204中的第二料流可绕过HPNA吸附区200。因此，第二料流和第二分馏器塔底管线204绕过并且可与HPNA吸附区200不连通。
随后可加氢裂化管线206中经处理的塔底料流和管线204中的绕过的第二料流。因此，该方法可包括加氢裂化经处理的塔底料流和绕过的第二料流。根据如图1所示的示例性实施方案，经处理的塔底料流和绕过的第二料流可在管线208中组合，并通入存在于第二阶段加氢裂化单元150中的第二加氢裂化反应器170。在一个方面，经处理的塔底料流和绕过的第二料流可作为进料流组合到第二阶段加氢裂化单元150。根据示例性实施方案，经处理的塔底料流和绕过的第二料流可在通入第二加氢裂化反应器170之前通过加氢裂化反应器(未示出)。
通过冷却至少一部分产物流并将每个冷却料流的一部分送回分馏塔，可从分馏塔130除去热量。这些产物流也可被汽提以除去轻质物质以满足产品纯度要求。塔顶管线148中的分馏塔顶料流可在接收器150中冷凝并分离，其中冷凝液体的一部分回流回分馏塔130。管线134中的净分馏塔顶料流可作为石脑油产物进一步处理或回收。分馏塔130可以介于260℃(500℉)和385℃(725℉)之间、优选不超过350℃(650℉)的塔底温度并且在介于7kPa(表压)(1psig)和69kPa(表压)(10psig)之间的塔顶压力操作。可将大气塔底管线142中的未转化的油料流的一部分再沸腾并返回至分馏塔130，而不是在管线132中添加惰性汽提介质料流诸如蒸汽以加热至分馏塔130。
管线208中的组合的料流可在第二加氢裂化氢气管线152中与第二加氢处理氢气流混合以在第二加氢裂化器进料管线154中提供第二加氢裂化器进料流。第二加氢裂化器进料流可通过与管线46中和焙烧加热器中的第二加氢裂化流出物流的热交换加热，然后通入第二加氢裂化反应器170。将第二加氢裂化器进料流通过第一入口162i进料至第二加氢裂化反应器170以进行加氢裂化。
第二加氢裂化反应器170可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床172，以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂、加氢异构化催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。预期第二加氢裂化反应器170在液态烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。第二加氢裂化反应器170也可在常规的连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中操作。
第二加氢裂化器进料管线154中的第二加氢裂化器进料流在氢气的存在下在第二加氢裂化催化剂床172中通过第二加氢裂化催化剂加氢裂化以提供第二加氢裂化流出物流。加氢裂化反应器中的后续催化剂床172可包含加氢裂化催化剂，通过该加氢裂化催化剂发生附加的加氢裂化。氢气歧管176可将补充氢气流递送至催化剂床172中的一个、一些或每个。在一个方面，在相邻床之间的级间位置将补充氢气添加至每个下游催化剂床172，因此补充氢气与在进入下游催化剂床172之前从上游催化剂床172排出的加氢裂化流出物混合。
第二加氢裂化反应器170可提供第二加氢处理流出物管线162中的第二加氢裂化进料流至低于柴油分馏点沸腾的产物的至少1体积％且通常大于40体积％的总转化。第二加氢裂化反应器170可完成在第一加氢裂化反应器40中部分实现的转化。第二加氢裂化反应器170可基于总转化在第一加氢裂化进料管线32中以第一加氢裂化进料流的超过30体积％的部分转化或至少90体积％的完全转化操作。第二加氢裂化反应器170可在温和的加氢裂化条件下操作，这将提供烃进料流至低于柴油分馏点沸腾的产物的1体积％至60体积％、优选20体积％至50体积％的总转化。
第二加氢裂化反应器170包括多个催化剂床172。根据各种实施方案，加氢裂化反应器170中的第一催化剂床可包括加氢处理催化剂，其用于在用后续容器中的第二加氢裂化催化剂或第二加氢裂化反应器170中的催化剂床172加氢裂化第二加氢裂化器进料管线154中的第二加氢裂化器进料流中的芳环之前对芳环进行饱和。
第二加氢裂化催化剂可与第一加氢裂化催化剂相同或不同，或者可与第一加氢裂化反应器40中的第一加氢裂化催化剂部分相同或部分不同。第二加氢裂化催化剂可利用无定形二氧化硅-氧化铝碱或低水平沸石碱与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分的组合。附加的氢化组分可选自VIB族，以与沸石碱结合。
通过一种方法，第二加氢裂化反应器170中的加氢裂化条件可与第一加氢裂化反应器40中的加氢裂化条件相同或不同。第二加氢裂化反应器中的条件可包括290℃(550℉)至468℃(875℉)、优选343℃(650℉)至445℃(833℉)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4hr-1至小于2.5hr-1的液时空速(LHSV)，421Nm3/m3(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气速率。
第二加氢裂化流出物流可离开第二加氢裂化流出物管线46中的第二加氢裂化反应器170，与第二加氢裂化器进料管线154中的第二加氢裂化器进料流热交换，并与第一加氢裂化流出物管线48中的第一加氢裂化流出物流组合。在组合的加氢裂化流出物管线49中组合的第一加氢裂化流出物流和第二加氢裂化流出物流在分馏区段14中分离和分馏，与第二加氢裂化反应器170下游连通，如前所述。
图2示出了设备和方法10'的一个实施方案，其示出了单个加氢裂化单元。具有与图1中相同构型的图2中的元件将具有与图1中的元件相同的附图标号。具有与图1中的对应元件不同构型的图2中的元件将具有相同的附图标号，但用撇号(')表示。图2的实施方案的构型和操作基本上与图1中的相同，但有以下例外。
该方法和设备10'不包括第二阶段加氢裂化单元150。因此，管线206中的经处理的塔底料流和管线204中的绕过的第二料流可在管线208'中组合，并回传加氢裂化反应器40。在一个方面，经处理的塔底料流和绕过的第二料流可以组合料流的形式组合到加氢裂化单元12'。根据如图2所示的示例性实施方案，管线208'中的组合的料流可与烃管线18'混合以在烃进料管线26'中提供烃进料流，该烃进料流随后如图1所述进行处理。在一个方面，管线208'中的组合的料流可绕过加氢处理反应器30，被提供至加氢处理流出物管线32，并且被通入加氢裂化反应器40，以如图1中所述进行进一步处理。
通过对分馏器塔底料流进行分流，本发明的方法和设备允许操作人员根据操作严重性和进料变化来定制实际HPNA除去要求的操作。如果单元正在处理高浓度HPNA前体的进料，操作人员可选择通过降低旁路来增加流向HPNA吸附区的流量。同样，在低浓度HPNA前体的进料期间，通过增加旁路可降低流向室的流量。此外，随着流向HPNA吸附区的流量降低，这使得活性炭室变小和活性炭置换频率降低。
具体实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，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从加氢裂化料流除去HPNA化合物的方法，该方法包括将至少一部分加氢裂化料流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流；从分馏器塔底料流取出第一料流；从分馏器塔底料流取出第二料流；使第一料流通过HPNA吸附区以获得具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流；围绕HPNA吸附区绕过第二料流；以及加氢裂化经处理的塔底料流和绕过的第二料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括在第一加氢裂化反应器中加氢裂化烃进料流，其中烃进料流在第一加氢裂化条件下在氢气的存在下与第一加氢裂化催化剂接触以提供加氢裂化料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中加氢裂化经处理的塔底料流和绕过的第二料流的步骤在第一加氢裂化反应器中发生。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中加氢裂化经处理的塔底料流和绕过的第二料流的步骤在第二加氢裂化反应器中发生。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中HPNA吸附区包含活性炭。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括在第一加氢裂化反应器中加氢裂化烃进料流之前，在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中在加氢裂化步骤之前，使经处理的塔底料流和绕过的第二料流通过加氢处理反应器。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括使加氢裂化料流通过一个或多个汽-液分离器以提供再循环氢气流和至少一个液体工艺流；以及使至少一个液体工艺流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和分馏器塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括从分馏器塔底料流取出第三料流并将第三料流作为抽流排出。
本发明的第二实施方案是改质烃料流的方法，该方法包括将烃进料流通入第一加氢裂化反应器，该第一加氢裂化反应器含有至少一个第一加氢裂化催化剂床，其中烃进料流在第一加氢裂化条件下在氢气的存在下与第一加氢裂化催化剂接触以产生第一加氢裂化流出物流；将至少一部分第一加氢裂化流出物流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流；分流分馏器塔底料流以提供第一料流和第二料流；使第一料流通过HPNA吸附区以获得具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流；围绕HPNA吸附区绕过第二料流；以及将经处理的塔底料流和绕过的第二料流通入第二加氢裂化反应器，该第二加氢裂化反应器含有至少一个第二加氢裂化催化剂床，其中经处理的塔底料流和绕过的第二料流在第二加氢裂化条件下在氢气的存在下与第二加氢裂化催化剂接触，以提供第二加氢裂化流出物流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中HPNA吸附区包含活性炭。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括在第一加氢裂化反应器中加氢裂化烃进料流之前，在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中在通入第二加氢裂化反应器之前，使经处理的塔底料流和绕过的第二料流通过加氢处理反应器。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括使第一加氢裂化流出物流通过一个或多个汽-液分离器以提供再循环氢气流和至少一个液体工艺流；使至少一个液体工艺流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和分馏器塔底料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括从分馏器塔底料流获得第三料流，该第三料流作为抽流排出。
本发明的第三实施方案是一种从加氢裂化料流除去HPNA化合物的设备，该设备包括与加氢裂化流出物管线连通的分馏塔以在分馏器塔底管线中提供多个分馏器产物流和分馏器塔底料流；流体连接到分馏器塔底管线的第一分馏器塔底管线；流体连接到分馏器塔底管线的第二分馏器塔底管线；HPNA吸附区，该HPNA吸附区与第一分馏器塔底管线下游连通以在具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底管线中提供经处理的塔底料流；以及加氢裂化反应器，该加氢裂化反应器与经处理的塔底管线和第二分馏器塔底管线连通，该第二分馏器塔底管线绕过HPNA吸附区。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中HPNA吸附区包含活性炭。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，还包括第一加氢裂化反应器以在加氢裂化流出物管线中提供加氢裂化料流。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中加氢裂化反应器是第一加氢裂化反应器。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中加氢裂化反应器是第二加氢裂化反应器，该第二加氢裂化反应器与第一加氢裂化反应器下游连通。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可以最大程度利用本发明并且可以容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围，并且可做出本发明的各种变化和修改，并使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体实施方案应理解为只是例示性的，而不以任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度表示，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种从加氢裂化料流除去重质多核芳族(HPNA)化合物的方法，所述方法包括：
将至少一部分所述加氢裂化料流通入分馏塔以提供多个分馏器产物流和包含未转化的烃的分馏器塔底料流；
从所述分馏器塔底料流取出第一料流；
从所述分馏器塔底料流取出第二料流；
使所述第一料流通过HPNA吸附区以获得具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底料流；
围绕所述HPNA吸附区绕过所述第二料流；以及
加氢裂化所述经处理的塔底料流和所述绕过的第二料流。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括在第一加氢裂化反应器中加氢裂化烃进料流，其中所述烃进料流在第一加氢裂化条件下在氢气的存在下与第一加氢裂化催化剂接触以提供所述加氢裂化料流。
3.根据权利要求2所述的方法，其中所述加氢裂化所述经处理的塔底料流和所述绕过的第二料流的步骤在所述第一加氢裂化反应器中发生。
4.根据权利要求2所述的方法，其中所述加氢裂化所述经处理的塔底料流和所述绕过的第二料流的步骤在第二加氢裂化反应器中发生。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述HPNA吸附区包含活性炭。
6.根据权利要求2所述的方法，所述方法还包括在所述第一加氢裂化反应器中加氢裂化所述烃进料流之前，在加氢处理反应器中加氢处理所述烃进料流。
7.根据权利要求6所述的方法，其中在所述加氢裂化步骤之前，使所述经处理的塔底料流和所述绕过的第二料流通过所述加氢处理反应器。
8.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：
使所述加氢裂化料流通过一个或多个汽-液分离器以提供再循环氢气流和至少一个液体工艺流；以及
使所述至少一个液体工艺流通入所述分馏塔以提供所述多个分馏器产物流和所述分馏器塔底料流。
9.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括从所述分馏器塔底料流取出第三料流并将所述第三料流作为抽流排出。
10.一种设备，所述设备用于从加氢裂化料流除去HPNA化合物，所述设备包括：
分馏塔，所述分馏塔与加氢裂化流出物管线连通以在分馏器塔底管线中提供多个分馏器产物流和分馏器塔底料流；
流体连接到所述分馏器塔底管线的第一分馏器塔底管线；
流体连接到所述分馏器塔底管线的第二分馏器塔底管线；
HPNA吸附区，所述HPNA吸附区与所述第一分馏器塔底管线下游连通以在具有降低浓度的HPNA化合物的经处理的塔底管线中提供经处理的塔底料流；以及
加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应器与所述经处理的塔底管线和所述第二分馏器塔底管线连通，所述第二分馏器塔底管线绕过所述HPNA吸附区。
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