CN110139919B - 多级渣油加氢裂化 - Google Patents

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Abstract

公开了用于升级渣油烃进料的方法和系统。工艺系统可以以两种不同的操作模式操作，即最大转化和最大优质流出物。工艺系统可以在不同的操作模式之间可逆地转换。该系统能够在两种模式之间可逆地转换，而无需关闭系统或损失生产。

Description

多级渣油加氢裂化
背景技术
本文公开的实施例总体上涉及用于升级石油原料的方法。在一个方面，本文公开的实施例涉及使渣油加氢裂化和脱沥青的方法。在另一方面，本文公开的实施例涉及用于升级渣油并生产送入渣油流化催化裂化(RFCC)单元的进料的整合方法，所述单元包括多个加氢裂化阶段。
烃化合物可用于许多目的。特别地，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。最重要的烃类化合物来源是石油原油。将原油精炼成分开的烃化合物馏分是众所周知的加工技术。
原油的成分和物理及化学性质范围广泛。重质原油的特点是粘度相对较高，API比重低，高沸点(即沸点通常在约260℃(500°F)至约600℃(1112°F))组分含量高。
精炼石油产品通常在分子水平上具有较高的平均氢碳比。因此，石油精炼厂烃馏分的升级通常分为两类：加氢和脱碳。加氢通过加氢裂化和加氢处理等方法进行。脱碳过程通常产生废弃的高碳物质流，其可以是液体或固体，例如，焦炭沉积物。
升级高沸点物质的常规方法包括转化减压渣油可以以多种方式进行。在这些常规方法中，原油在常压蒸馏塔中蒸馏以产生直馏馏出物和常压渣油(AR)，常压渣油可在常压渣油脱硫(ARDS)单元中加工。370+℃的塔底馏分可以在渣油流化催化裂化(RFCC)单元中升级以产生馏出物燃料产物。
在其他常规方法中，原油可在常压蒸馏塔中蒸馏以产生直馏馏出物和常压渣油(AR)，常压渣油可在减压蒸馏单元中进一步蒸馏以产生减压瓦斯油(VGO)和减压渣油(VR)流。VR可以进料到减压渣油脱硫(VRDS)单元。VRDS单元是固定床加氢处理单元，其中催化剂在一定间隔后需要更换，通常在9至12个月之间。可将VGO进料至FCC预处理器以减少硫和氮。FCC预处理器流出物和VRDS 370+℃单元流出物可以组合并进料到RFCC单元以产生馏出物燃料。
在其他常规方法中，原油可在常压蒸馏塔中蒸馏以产生直馏馏出物和常压渣油(AR)，常压渣油可在减压蒸馏单元中进一步蒸馏以产生减压瓦斯油(VGO)和减压渣油(VR)流。可将VGO进料至FCC预处理器以减少硫和氮。可以将VR进料到与固定床加氢处理器/加氢裂化器单元集成的渣油升级单元，以产生馏出物燃料产物和副产物沥青流。
常规的加氢裂化方法可用于通过将通常存在于重质原油中的高沸点物质(例如渣油)转化为更有价值的低沸点物质对它们进行升级。例如，可以将送至加氢裂化反应器的至少一部分渣油进料转化为加氢裂化反应产物。可以从加氢裂化过程中回收未反应的渣油，并将其除去或再循环回加氢裂化反应器以提高总的渣油转化率。
加氢裂化反应器中的渣油转化率可取决于多种因素，包括原料组成、使用的反应器类型、反应苛刻度(包括温度条件和总压力条件)、反应器空速、氢分压以及催化剂类型和性能。特别地，反应苛刻度可用于增加转化率。然而，随着反应苛刻度的增加，在加氢裂化反应器内部可能发生副反应，产生以焦炭前体、沉积物和其它沉积物形式出现的各种副产物以及可能形成第二液相的副产物。过量形成这种沉积物会妨碍后续加工，并且可能通过中毒、结焦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以显着降低渣油转化率，而且还导致更高的催化剂用量，需要更频繁地更换昂贵的催化剂。第二液相的形成不仅使加氢裂化催化剂失活，而且还导致催化剂床的去流态化，从而限制了最大转化率。这导致在催化剂床内形成“热区”，加剧了焦炭的形成，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受原料品质的强烈影响。例如，可能存在于加氢裂化反应器系统的渣油进料中的沥青质在经受苛刻的操作条件时特别容易形成沉淀物。因此，可能需要从渣油中分离沥青质以增加转化率。
可用于从重质烃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，溶剂脱沥青通常包括基于对溶剂的相对亲和力将较轻的烃和包括沥青质的较重的烃进行物理分离。轻质溶剂如C3至C7烃可用于溶解或悬浮较轻的烃(通常称为脱沥青油)，使沥青质沉淀。然后分离两相并回收溶剂。
可以使用几种将溶剂脱沥青与加氢裂化结合以从渣油中除去沥青质的方法。特别是，已知在溶剂脱沥青系统中接触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分开的加氢裂化反应器系统中反应。
使用这种方法可以实现中等的总渣油转化率(约65％至70％)，因为脱沥青油和沥青质均分别加氢裂化。然而，如上所述，沥青质的加氢裂化处于高苛刻度/高转化率，并且可能存在特殊挑战。例如，以高苛刻度操作沥青质加氢裂化器以提高转化率也可导致高的沉积物形成速率和高的催化剂置换速率。相反，以低苛刻度操作沥青质加氢裂化器将抑制沉积物形成，但沥青质的单程转化率将较低。为了实现更高的总渣油转化率，这类方法通常需要将未反应的渣油以高循环速率返回到一个或多个加氢裂化反应器。这种大量循环会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。
炼油厂使用许多加工步骤来生产汽油、航空燃油、柴油和馏出物燃料油的馏出物燃料产品，以满足市场需求。近来，汽油相对柴油的产品需求发生了巨大变化，汽油需求相对于柴油需求在增加。传统的VR加氢裂化系统通常使中间馏出物产量最大化，特别是柴油。因此，需要操作沸腾床渣油加氢裂化器的精炼厂具有容易且经济地从最大操作中切换的灵活性。使柴油生产最大化的转化模式，以一种模式运行，其中产生更高质量(即更低的S和更低的N含量)VGO或VR产品，随后在下游RFCC单元中加工以产生和最大化汽油产量，并且最重要的是，这样做无需停机以更换催化剂，从而在停机期间遭受产品收入损失。
因此，需要改进的柔性渣油加氢裂化方法，其实现高渣油转化率，减少设备总数，减少加氢裂化反应器和/或溶剂脱沥青的总设备尺寸，并且需要较少频率的加氢裂化催化剂更换。所需要的是一种利用渣油加氢裂化方法进行高转化率和长持续运行长度而不需要更换催化剂的能力的方法，同时获得由固定床渣油加氢处理装置(例如ARDS和VRDS)产生的更高质量的流出物。该方法还应具有可逆转换的能力。
发明内容
在一个方面，本文公开的实施方案涉及用于升级渣油的方法。该方法可以包括：将氢和渣油烃进料至含有第一加氢裂化催化剂的第一沸腾床反应器；在所述加氢裂化催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述渣油和氢接触，以裂化至少一部分所述渣油；将来自所述第一反应器的产物分离成第一气相和第一液相产物；将氢和脱沥青油烃馏分和减压馏出物烃馏分进料至含有加氢处理催化剂的第二床反应器；在所述加氢处理催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述脱沥青油烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和氢接触，以加氢处理至少一部分所述脱沥青油烃馏分和所述减压馏出物烃馏分；将来自所述第二反应器的产物分离成第二气相和第二液相产物；将所述第二液相产物分离成第二反应器流出物和渣油流化催化裂化(RFCC)进料；分馏所述第一液相产物和所述第二反应器流出物以形成至少一种馏出物烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和至少一种渣油烃馏分；以及将所述至少一种渣油烃馏分进料至溶剂脱沥青单元，以得到沥青质馏分和所述脱沥青油烃馏分。
在另一方面，本文公开的实施方案涉及用于在系统中升级残油的方法，该系统可包括：第一沸腾床反应器；第一分离器；汽提塔；分馏系统；和溶剂脱沥青系统。该方法可以包括：以第一模式操作所述系统以产生用于渣油流化催化裂化(RFCC)单元的进料并以第二模式操作所述系统以使所述第一沸腾床反应器中的渣油转化率最大化。在一些实施例中，所述第一模式可以包括：使脱沥青油和减压馏出物在含有加氢处理催化剂的所述第一沸腾床反应器中反应，以形成第一流出物；在所述第一分离器中将所述第一流出物分离成第一气相和第一液相；在所述汽提塔中汽提所述第一液相以产生汽提塔塔底馏分和汽提塔塔顶馏分；在所述分馏系统中分馏所述汽提塔塔顶馏分以产生至少一种常压馏出物和常压塔底馏分；在所述分馏系统中分馏所述常压塔底馏分以产生减压馏出物和减压塔底馏分；在所述溶剂脱沥青系统中使所述减压塔底馏分溶剂脱沥青以产生所述脱沥青油；以及将所述汽提塔塔底馏分作为所述进料输送到RFCC单元。在一些实施例中，所述第二模式可以包括：使所述脱沥青油在含有加氢裂化催化剂的所述第一沸腾床反应器中反应，以形成第二流出物；在所述第一分离器中使所述第二流出物分离成第二气相和第二液相；在所述分馏系统中分馏所述第二液相以产生至少一种常压馏出物和常压塔底馏分；在所述分馏系统中分馏所述常压塔底馏分以产生所述减压馏出物和所述减压塔底馏分；以及使所述减压塔底馏分溶剂脱沥青以产生所述脱沥青油。在一些实施例中，使所述系统在所述第一模式和所述第二模式之间转换可以包括：从所述第一沸腾床反应器中除去所述加氢处理催化剂，同时向所述第一沸腾床反应器中加入加氢裂化催化剂；在所述分馏系统中分馏所述第一液相以产生所述至少一种常压馏出物和所述常压塔底馏分。
根据以下描述和所附权利要求，其他方面和优点将明显易见。
附图说明
图1是根据本文公开的实施例的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例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例从图2的流程图转换到图1的流程图的简化流程图。
图4是根据本文公开的实施例从图2的流程图转换到图1的流程图的简化流程图。
图5是根据本文公开的实施例的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。
具体实施方式
本文公开的实施例总体上涉及用于升级石油原料的方法。在一个方面，本文公开的实施例涉及使渣油加氢裂化和脱沥青的方法。在另一方面，本文公开的实施例涉及用于升级渣油的整合方法，该方法包括多个加氢裂化阶段以最大化用于汽油生产的RFCC单元进料。
可用于本文公开的实施例的残余烃(渣油)原料可包括各种重质原油和精炼馏分。例如，渣油烃原料可包括新鲜渣油烃原料、石油常压或减压渣油、加氢裂化常压塔或减压塔塔底馏分、直馏减压瓦斯油、加氢裂化减压瓦斯油、流化催化裂化(FCC)浆料油或循环油、以及其它类似的烃料流或其组合，其中每一种可以是直馏、工艺衍生、加氢裂化、部分脱硫和/或低金属料流。上述渣油原料可包括各种杂质，包括沥青质、金属、有机硫、有机氮和康拉逊残炭(CCR)。所述渣油的初沸点通常大于约260℃。在一些实施例中，残余烃馏分可包括具有至少480℃、至少524℃或至少565℃的标准沸点的烃。所述渣油的终沸点可以是约340℃+、约370℃+、约400℃+、约425℃+、约450℃+、约480℃+、约510℃+、约540℃+、约565℃+、约590℃+、或约620℃+。
根据本文公开的实施例的用于将渣油烃原料转化为较轻烃的方法包括首先使渣油原料(包括其中包含的任何沥青质)加氢裂化。整个渣油进料(包括沥青质)可以在第一加氢裂化反应阶段中通过加氢裂化催化剂与氢反应，以将至少一部分烃转化为较轻的分子(包括至少一部分沥青质的转化)。为了减轻沉积物形成，第一阶段加氢裂化反应可以在可避免高沉积物形成和催化剂结垢速率的温度和压力下进行(即“中等苛刻度”反应条件)。在一些实施例中，第一反应阶段中的渣油转化率可以为约30wt％至约80wt％。
然后可以分离来自第一阶段的反应产物以回收至少一种馏出物烃馏分和渣油馏分，其包括未反应的渣油进料、沥青质和由渣油原料中包含的沥青质的加氢裂化产生的任何渣油沸程产物。回收的馏出物烃馏分可包括常压馏分(如标准沸点低于约340℃的烃)和减压馏出物(VGO)(如标准沸点为约450℃至约600℃的烃)。
然后可以在溶剂脱沥青单元中分离渣油馏分以回收脱沥青油馏分(DAO)和沥青质馏分。溶剂脱沥青单元例如可以是如美国专利No.4,239,616，No.4,440,633，No.4,354,922，No.4,354,928，No.4,536,283和No.7,214,308中的一个或多个所描述的，其中每一个专利都按照与本文公开的实施例不矛盾的程度通过引用并入本文。在溶剂脱沥青单元中，轻质烃溶剂可用于选择性地溶解渣油馏分的所需组分并排除沥青质。在一些实施例中，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。
脱沥青油馏分可以在第二加氢裂化反应阶段中通过加氢裂化催化剂与氢反应，以将至少一部分烃转化为较轻分子。然后可以在专用分离系统中或与来自第一加氢裂化阶段的反应产物一起分离来自第二加氢裂化反应阶段的反应产物，以回收馏出物范围的烃，以及其他反应产物。在一些实施例中，可将脱沥青油馏分送至瓦斯油加氢裂化器或RFCC单元。在这些情况下，应限制SDA升力以满足加氢裂化器或RFCC的进料油质量要求。
因此，根据本文公开的实施例的方法包括在第一加氢裂化反应阶段下游的溶剂脱沥青单元，其提供将至少一部分沥青质转化为更轻、更有价值的烃。在一些实施例中，在第一反应阶段中沥青质的加氢裂化可以提供大于约60wt％的总的渣油转化率；在其他实施例中，大于85wt％；在又一些实施例中，大于95wt％。另外，由于上游至少一部分沥青质的转化，实施例中使用的溶剂脱沥青单元所需的尺寸可能小于最初加工整个渣油进料时所需的尺寸。总的渣油转化率可为约90％。
当以最大渣油转化率操作时，在第一和第二反应阶段中使用的催化剂可以相同或不同。在第一反应阶段中使用的催化剂包括较大孔脱金属和脱硫催化剂，其活性金属含量通常为3至12wt％，孔体积通常为0.7至1.0cc/gm。在第二反应阶段中使用的催化剂可以与在第一反应阶段中使用的一种或多种催化剂相同，从而允许再利用第一反应中的催化剂，从而降低总催化剂添加率。或者，第二反应阶段可以使用专用的较小孔高活性催化剂，其活性金属含量通常为6至12wt％，孔体积通常为0.6至0.8cc/gm。适用于第一和第二反应阶段的合适的加氢处理和加氢裂化催化剂可包括一种或多种选自元素周期表第4-12族的元素。在一些实施例中，根据本文公开的实施例的加氢处理和加氢裂化催化剂可包含、由或基本上由镍、钴、钨、钼及其组合中的一种或多种组成，其未负载或负载在多孔基质(如二氧化硅、氧化铝、二氧化钛或其组合)上。如从制造商提供的或由再生方法得到的，加氢转化催化剂可以是例如金属氧化物的形式。如果必要或需要，金属氧化物可在使用前或使用过程中转化为金属硫化物。在一些实施例中，加氢裂化催化剂可在引入加氢裂化反应器之前进行预硫化和/或预处理。对于最大转化率模式，可以调整沸腾床催化剂以具有良好的流化性和良好的耐磨性，同时还促进具有一些杂原子去除活性的渣油加氢裂化。
第一加氢裂化反应阶段可包括串联和/或并联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包括任何类型的加氢裂化反应器，这取决于第一阶段的操作苛刻度。由于在第一反应阶段中加工沥青质，优选沸腾床反应器。在一些实施例中，第一加氢裂化反应阶段仅包括单个沸腾床反应器。
第二反应阶段可包括串联和/或并联的一个或多个反应器。适用于第二反应阶段的反应器可包括任何类型的反应器，包括沸腾床反应器和固定床反应器等。在一些实施例中，反应器可以是一个或多个沸腾床反应器。沥青质可以仅在较小程度上存在于脱沥青油中，因此可以在第二反应阶段中使用多种反应器类型。例如，可以考虑固定床或固定床和沸腾床反应器的组合，其中供给第二反应阶段的脱沥青油馏分的金属和康拉逊残余物分别小于80wppm和10％。所需反应器的数量可取决于进料速率、总目标渣油转化水平和第一加氢裂化反应阶段中达到的转化水平。
在一些实施例中，将第二反应阶段从最大化加氢裂化转化和中间馏出物/柴油生产的操作模式转换为加氢裂化转化最小化的加氢处理操作模式同时最大化注入RFCC/FCC的流出物的质量的的能力提供了精炼灵活性，这种灵活性通过改变多级反应器的催化剂和操作条件使汽油产量最大化。在一些实施例中，第二反应阶段是一个或多个沸腾床反应器。因此，两种操作模式之间的转换可以在不停机或损失生产能力的情况下发生，这是通过递增地和可逆地(i)将组合的DAO和VGO流送至第二反应阶段；(ii)将第二反应阶段中的补充催化剂类型转换为加氢处理型催化剂并保持催化剂补充速率(这可能在几周的时间内发生，此时常规的加氢裂化催化剂存量将被沸腾加氢处理型催化剂替代)；以及(iii)以加氢处理模式而不是加氢裂化模式运行第二反应阶段。在该转换期间，可显著降低第二反应阶段反应器温度以降低加氢裂化转化率，同时提高VGO质量。
在一些实施方例中，脱沥青油馏分(DAO)和减压馏出物(VGO)可以在第二加氢处理反应阶段中通过加氢处理催化剂与氢反应，以提供用于RFCC单元中的汽油制造的改进的原料。通过加氢处理VGO，可以降低氮和CCR/金属含量，提供合适的RFCC进料。可以汽提来自第二加氢处理反应阶段的反应产物，然后分离成改进的RFCC原料和汽提反应产物，该汽提反应产物与来自第一加氢裂化阶段的反应产物合并以回收馏出物范围的烃。
当第二反应阶段操作以产生用于下游RFCC单元的进料时，第二反应阶段中的催化剂可以是高活性/高表面积/低孔体积加氢处理催化剂。加氢处理催化剂将在较低的流化条件下操作，并且可能不具有逐渐更高的耐磨性，但具有更高的表面积和孔体积，以允许增强所需的加氢脱硫和加氢脱氮活性的催化作用。催化剂可具有颗粒尺寸分布、尺寸和形状的物理性质，其设计为在最小催化剂床膨胀的反应器操作条件下提供最大耐磨性，但可具有活性金属组合物和载体，BET表面积和孔径分布设计用于提供高活性加氢脱硫(HDS)和加氢脱氮(HDN)活性。颗粒尺寸分布和颗粒形状可以提供低压降特性，特别是在一定范围的床膨胀下。加氢裂化模式下的床膨胀可超过40％。对于用于为下游RFCC单元生成进料的模式的催化剂，床膨胀范围可为约5％至约40％、约25％至约40％、和约5％至约25％。
可以使用的加氢处理催化剂包括选自已知提供催化氢化活性的那些元素的催化剂。通常选择至少一种选自第8-10族元素和/或第6族元素的金属组分。第6族元素可包括铬、钼和钨。第8-10族元素可包括铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。催化剂中氢化组分的量合适地为第8-10族金属组分的约0.5％至约10％(重量百分比)和第6族金属组分的约5％至约25％(重量百分比)，这是以按重量计每100份总催化剂的金属氧化物来计算的，其中重量百分比是基于催化剂在硫化前的重量。催化剂中的氢化组分可以是氧化和/或硫化形式。如果至少第6族和第8族金属组分的组合作为(混合)氧化物存在，则在适当用于加氢裂化之前将其进行硫化处理。在一些实施例中，催化剂包含一种或多种镍和/或钴组分和一种或多种钼和/或钨组分或一种或多种铂和/或钯组分。含有镍和钼、镍和钨、铂和/或钯的催化剂是有用的。
来自第一和第二反应阶段的流出物的分馏可以在分开的、独立的分馏系统中实现，或者在一些实施例中，在共同的分馏系统中实现。此外，预期来自第二阶段的反应产物可以与第一阶段反应的反应产物一起或独立地分离。在一些实施例中，第一和第二反应阶段可以通过共同的气体冷却、纯化和压缩回路进料并进料。
第一步中的加氢裂化反应可在约360℃至约450℃的温度下进行；在其他实施例中，从约400℃至约440℃。在一些实施例中，第一反应阶段的压力可以为约70bara至约230bara；在其他实施例中，从约100至约180bara。在一些实施例中，加氢裂化反应也可以以约0.1h-1至约3.0h-1的范围内的液时空速(LHSV)进行；在其他实施例中，从约0.2h-1至约2h-1。
第二反应阶段的加氢裂化反应可在约400℃至约450℃的温度下进行；在其他实施例中，从约420℃至约440℃。在一些实施例中，第二反应阶段的压力可以为约70bara至约230bara；在其他实施例中，从约100至约180bara。在一些实施例中，加氢裂化反应也可以以约0.1h-1至约1.0h-1的范围内的液时空速(LHSV)进行；在其他实施例中，从约0.2h-1至约0.5h-1。
当第二反应阶段操作以使RFCC进料最大化时，加氢处理反应可在约350℃至约410℃的温度下进行；在其他实施例中，从约360℃至约385℃。在一些实施例中，第一和第二反应阶段的每一个中的压力可以为约70bara至约230bara；在其他实施例中，从约100至约180bara。在一些实施例中，加氢处理反应也可以以约0.1h-1至约1.0h-1的范围内的液时空速(LHSV)进行；在其他实施例中，从约0.2h-1至约0.5h-1。
操作第二反应阶段的灵活性可以通过从最大渣油转化模式转变为优质流出物模式来实现。模式之间的转变可以通过改变第二反应阶段的操作条件和通过用加氢处理催化剂替换加氢裂化催化剂同时第二反应阶段保持在运行中而发生。当从最大渣油转化模式转变为优质流出物模式时，在一些实施例中，第二反应阶段的温度降低，同时第二反应阶段的进料可以加入额外量的VGO。加入的第二反应阶段进料中VGO的总量可以为总进料的约15wt％至约75wt％。设定第二反应阶段操作条件和参数以在降低的DAO转化水平下实现HDS和HDN去除的最佳水平，以最大化汽油产量。在进料改变的同时，第二反应阶段的温度可以降低，这取决于第二反应阶段的进料组成。温度可以以约0.1℃/小时至约5℃/小时的速率降低约1至10℃。另外，在优质流出物模式中，在一些实施例中，由从约343℃至900℃沸腾和从360℃至700℃沸腾的物质组成的第二阶段未转化的油与第一阶段未转化的油分离。从最大渣油转化模式转变到优质流出物模式的条件可以反转以从优质流出物模式转变到最大渣油转化模式。
在一些实施例中，第二反应阶段进一步在大于或等于约30％、更通常在约40％和约60％之间的催化剂床膨胀下，并且以相当于40至80个工作日开机运行的一个完整的催化剂床周转的催化剂补充进料速率操作。催化剂撤出速率可以等于催化剂补充进料速率，使得反应器中的催化剂存量保持恒定。
从最大渣油转化模式到优质流出物模式的转变开始于通过增加废催化剂撤出速率和停止添加催化剂组合物来降低第二级反应器中的高转化率加氢裂化催化剂存量，同时相应地降低反应器温度以相应地满足性能目标。在该步骤期间，(沸腾床反应器系统的)沸腾泵可以使其速度增加，以实现在该操作期间发生的催化剂存量的消耗量的更高床膨胀。此步骤需要大约15天到大约25天。可以设想，在该步骤中将除去约20％至40％的催化剂存量。
其次，将催化剂存量保持箱中的加氢裂化催化剂的存量用耐磨损、高活性加氢处理催化剂和添加至第二反应阶段的新鲜补充催化剂替换，添加速率为在大约45天到60天之间将剩余的催化剂存量的约80％至约100％替换，同时定期将催化剂的撤出率从过渡的第一步中的高速率调整到其平衡速率(即当补充率等于撤出率并且废催化剂的物理性质可确认加氢裂化催化剂已从反应器中清除时的速率)。随后通过在停止催化剂撤出的同时继续添加催化剂，将催化剂存量重新建立至其原始存量的100至125％。在平衡操作期间，优质流出物模式的正常周转率为约180天至约330天。
第三，在第二过渡步骤的后期部分期间，反应器温度降低约10℃至约30℃，以实现约350℃至约410℃的反应器温度范围。在该步骤期间，可以降低沸腾泵速度以使加氢处理催化剂的床膨胀在一个实施例中为约30％至约40％，在另一个实施例中为约25％至约40％。在另一个实施例中为15％至约40％，在另一个实施例中为约10％至约40％，在另一个实施例中为约5％至约40％。
为了从优质流出物模式返回到最大渣油转化模式，可以从上述过程中颠倒过渡步骤。
如上所述的系统可以以最大转化模式操作或产生高质量的流出物，优选地供给RFCC单元。在不停机或损失生产能力的情况下从最大转换模式转换到优质流出物模式的能力是有利的。转换可以通过可逆地(i)将合并的进料流(优选包括DAO和VGO)送至第二反应阶段(该第二反应阶段是沸腾床反应阶段)；(ii)将第二反应中的补充催化剂类型转换为沸腾加氢处理型催化剂，使得催化剂改变将在6至12周的时间内发生(此时常规的加氢裂化催化剂存量将基本上被沸腾加氢处理型催化剂替代)；以及(iii)以加氢处理模式而不是加氢裂化模式运行第二反应阶段来实现。在一些实施例中，优质流出物模式降低第二反应阶段温度，因此降低加氢裂化转化率，同时提高VGO质量。
对于最大渣油转化模式和优质流出物模式，第一反应阶段的操作条件基本相似。可以基于渣油原料选择操作条件，包括渣油原料中的杂质含量和在第一阶段中要除去的杂质的所需水平，以及其他因素。在第二阶段反应器中，最大转化模式下的操作温度可以高于第一阶段反应器中的操作温度。在第二阶段反应器中，优质流出物模式下的操作温度可以低于第一阶段反应器中的操作温度。
在一些实施例中，第一反应阶段中的渣油转化率可以为约40至约70wt％；在其他实施例中，约55至约65wt％。烃转化率(或渣油转化率或转化率)可以定义为沸点高于下文描述的温度阈值的反应器进料流中的物质的量减去沸点高于相同温度阈值的反应器流出物流中的物质的量的该差值除以沸点高于温度阈值的反应器进料流中的物质的量。在一些实施例中，阈值温度可以定义为525℃+；在其他实施例中，阈值温度可以定义为540℃+，并且在其他实施例中，阈值温度可以定义为565℃+。
第二反应阶段的操作条件取决于操作模式，包括最大渣油转化模式、优质流出物模式或模式之间的转变。对于总体最大渣油转化模式，第二反应阶段中的渣油转化率可以为约50至约900wt％；在其他实施例中，约60至约80wt％。当操作第二阶段以进行最大渣油转化时，总的渣油转化率(从进料到低沸点物质产物)可以在约50至约95wt％的范围内；在其他实施例中为约60至约92wt％，并且在其他实施例中为85至90wt％。除了加氢裂化渣油之外，总的硫和金属去除率可以各自在约60％至约90％的范围内，并且康拉逊碳的去除率可以在约40％至约80％的范围内。在一些实施例中，第一反应阶段中的操作温度和操作压力中的至少一个可以大于第二反应阶段中所使用的。
当在最大转化模式下操作时，由于第一反应阶段中沥青质的部分转化和第二反应阶段中DAO的转化，根据本文公开的实施例的方法的总体渣油转化率可大于80％。在最大转化模式中，根据本文公开的实施例，可以获得至少80％、85％、90％、95％或更高的总体渣油转化率，这显著改进了两阶段加氢裂化系统可以单独实现的。
对于优质流出物模式，第二反应阶段中的渣油转化率可以为约5至约20wt％；在其他实施例中，约10至约15wt％。当操作第二阶段用于优质流出物时，总的渣油转化率(从进料到低沸点物质产物)可以在约45至约82wt％的范围内；在其他实施例中，约70至约80wt％。除了加氢裂化渣油之外，总的硫和金属去除率可以各自在约70％至约90％的范围内，并且康拉逊碳的去除率可以在约50％至约80％的范围内。在一些实施例中，第一反应阶段中的操作温度和操作压力中的至少一个可以大于第二反应阶段中所使用的。
当在最大渣油转化模式和优质流出物模式之间转变时，第二反应阶段中的操作条件将改变，而第一反应阶段中的操作条件可保持基本相同。例如，第二反应阶段的温度将降低。可以基于催化剂补充速率、原料中至第二反应阶段的VGO的增加量和来自第二阶段的期望的产品质量以及其他因素来选择操作条件。在一些实施例中，在第二反应阶段的转变期间的渣油转化率可以为约25至约75wt％；在其他实施例中，约50至约60wt％；在其他实施例中，小于50wt％。
现在参考图1，示出了根据本文公开的实施例的用于升级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例，未示出泵、阀、热交换器和其他设备。图1公开了以最大转化模式操作系统。
渣油和氢可分别经由流动管线10和12进料至含有加氢裂化催化剂的第一加氢裂化反应阶段14，并在足以将至少一部分渣油转化为较轻烃的温度和压力下操作。第一阶段反应器流出物可以通过流动管线16回收。如上所述，第一阶段流出物可以包括反应产物和未反应的渣油，未反应的渣油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(包括渣油原料沸程中的那些)。第一加氢裂化反应阶段14可以在约360℃至约450℃的温度下操作。
脱沥青油馏分和氢可分别经由流动管线18和20进料到含有加氢裂化催化剂的第二反应阶段22，并在温度和压力下操作以将至少一部分脱沥青油转化成较轻的烃。第二阶段反应器流出物可以通过流动管线24回收。第二反应阶段22可以是在约400℃至约440℃的温度下操作的沸腾反应阶段。在一些实施例中，第二反应阶段可以作为固定床操作。
然后可将流动管线16，24中的第一阶段流出物和的第二阶段流出物进料至分离系统26。在分离系统26中，第一阶段和第二阶段流出物可以被分馏以回收至少一种馏出物烃馏分和包括未反应的渣油、沥青质和由沥青质加氢裂化形成的类似沸程化合物的烃馏分。
在该实施例中，分离系统26可包括高压高温分离器40(HP/HT分离器)，用于将流出物分离成液体和蒸气。分离的蒸气可以通过流动管线42回收，分离的液体可以通过流动管线44回收。
然后可以通过流动管线42将蒸气引导至气体冷却、纯化和再循环压缩系统46。含氢气体可以通过流动管线48从系统46中回收，其一部分可以再循环到反应器14,16。在冷却和纯化过程中冷凝的烃可以通过流动50回收并与流动管线44中的分离液体合并用于进一步处理。然后可将合并的液体料流52进料至常压蒸馏塔54，以将料流分离成包含在常压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包含标准沸点为至少340℃的烃的第一塔底馏分。常压馏出物可以通过流动管线56回收，并且第一塔底馏分可以通过流动管线58回收。
然后可将第一塔底馏分进料至减压蒸馏系统60，以将第一塔底馏分分离成包括在减压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包括标准沸点为至少480℃的烃的第二塔底馏分。可通过流动管线62回收减压馏出物，并且第二塔底馏分可通过流动管线30回收并如上所述在溶剂脱沥青单元32中处理。
在将第二塔底馏分加入溶剂脱沥青单元32之前，可能需要降低第二塔底馏分的温度。可以通过间接或直接热交换冷却第二塔底馏分。由于中间接热交换系统通常发生的减压塔塔残余物结垢，可以优选直接热交换，并且可以例如通过使第二塔底馏分与第一塔底馏分的一部分和净渣油进料的一部分(例如可分别通过流动管线64和66进料)中的至少一个接触来实现。
包括未反应的渣油和沥青质的烃馏分可以通过流动管线30进料到溶剂脱沥青单元32，以产生沥青质馏分(通过流动管线34回收)和脱沥青油馏分。如上所述，脱沥青油馏分可以通过流动管线18从溶剂脱沥青单元32中回收并进料到第二加氢裂化反应阶段22。
现在参考图2，示出了根据本文公开的实施例的用于升级渣油的方法的简化工艺流程图，其中相同的数字表示相同的部件。图2公开了以优质流出物模式操作系统。
如前所述，渣油和氢可分别通过流动管线10和12进料到含有加氢裂化催化剂的第一加氢裂化反应阶段14，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。第一阶段反应器流出物可以通过流动管线16回收并进料到高压高温分离器40(HP/HT分离器)以分离流出的液体和蒸气。分离的蒸气可以通过流动管线42回收，分离的液体可以通过流动管线44回收。如上所述，第一阶段流出物可包括反应产物和未反应的渣油，未反应的渣油可包括未反应的进料组分(如沥青质)和具有各种沸点的加氢裂化沥青质(包括在渣油原料的沸程内的那些)。第一加氢裂化反应阶段14可以在例如约360℃至约450℃的温度下操作。
脱沥青油馏分、减压馏出物和氢可分别通过流动管线18,62和20进料到含有加氢处理催化剂的第二反应阶段22，并在温度和压力下操作以将至少一部分脱沥青油转化为更轻的烃，并且除去硫、氮和金属。第二反应阶段中的条件也将调整为适合于最小化转化率并产生适合于供给RFCC单元的流出物。第二反应阶段22可以是在例如约350℃至约410℃的温度下操作的沸腾反应阶段。
第二阶段反应器流出物可以通过流动管线24回收并进料到高压高温分离器140(HP/HT分离器)以分离流出的液体和蒸气。分离的蒸气可以通过流动管线142回收，并且分离的液体可以通过流动管线144回收。
然后可以通过流动管线142将该蒸气与经由流动管线42回收的分离的蒸气一起引导至气体冷却、纯化和再循环压缩系统46。在冷却和纯化过程中冷凝的烃可以通过流50回收并与流动管线44中的分离的液体合并用于进一步处理，例如常压蒸馏塔54。
然后可以将第二阶段分离的液体经由流动管线144引导至汽提塔系统80，以产生汽提塔塔底馏分和汽提塔塔顶馏分。汽提塔塔底馏分可以通过流动管线86回收并送去进一步处理。在一些实施例中，汽提塔塔底馏分86可以被送至渣油流化催化裂化(RFCC)单元。操作汽提塔系统80以在汽提塔塔底馏分中产生370+℃的渣油产物，在塔顶馏分中产生柴油和较轻馏分。汽提塔塔顶馏分可以通过流动管线82进料到常压蒸馏塔54。汽提塔塔顶馏分可以与在冷却和纯化过程中通过流50冷凝的烃和流动管线44中的分离的液体混合。常压馏出物可以通过流动管线56回收，并且第一塔底馏分可以通过流动管线58回收，如上所述。
如上所述，经由流动管线62的减压馏出物可以与DAO一起经由流动管线18从溶剂脱沥青单元32进料到第二阶段反应器22。
图1和图2描述了在不同操作模式下工作的工艺系统的实施例。该工艺系统可以在图1和2中所示的不同操作模式之间可逆地转换。操作模式在第二阶段反应器22的操作中不同。操作第二阶段反应器的第一模式以使用如关于图1所述的第一催化剂使转化率最大化，并且第二阶段反应器的第二模式最小化转化率并使用第二催化剂最大化用于RFCC的流出物的质量。在不关闭系统或损失生产的情况下在两种模式之间可逆转换的能力可以通过灵活的管道配置并切换第二阶段反应器22的催化剂补充中的催化剂类型来实现。如图3所示，第二阶段反应器22中的催化剂更换通过流动管线92和94进行。沸腾床加氢处理反应器的连续进料/连续催化剂撤出特征使催化剂无缝替代。催化剂更换可以在6至12周的时间内发生。在一些实施例中，催化剂更换可取决于进料到第二反应阶段的催化剂的相对进料速率。在一些实施例中，三个反应器体积的催化剂可能是接近完全更新所必需的。在一些实施例中，如果需要，更换可以更快地发生，但是在典型的操作/新鲜催化剂进料速率/失效催化剂撤出速率下，催化剂更换可能需要数周。逐步替换催化剂可以使下游装置有时间有效地过渡到新产品组合等。沸腾床高孔体积驻留加氢裂化(“转化”)催化剂可以经由流动管线94离开第二阶段反应器22，并且高活性/高表面积/低孔体积加氢处理催化剂可以经由流动管线92进入第二阶段反应器22。替换可以原位进行，而不必停机以进行所述催化剂替换。图1和2的工艺系统也可具有管道灵活性，这允许来自第二阶段反应器的流出物能够被送到HP/HT分离器40或HP/HT分离器140，如图3所示。管道灵活性也可提供将减压馏出物送至第二阶段反应器。
如图4所示，可以提供管道灵活性，使得可以绕过汽提塔80。因此，来自HP/HT分离器140的液体可以与来自HP/HT分离器40的液体组合以被送到常压蒸馏塔54，来自HP/HT分离器140的蒸气可以与来自HP/HT分离器40的、将被送至气体冷却、纯化和循环压缩系统46的蒸气结合。此外，在一些实施例中，可以在执行类似分离的情况下集成/组合各种分离阶段。
在一些实施例中，从最大渣油转化模式到优质流出物模式的转变涉及改变进料和产物的流动，同时还调节第二反应阶段内的催化剂和第二阶段中的操作条件。在一些实施例中，调节进入第二反应阶段22的进料以包括来自流动管线62的减压馏出物。减压馏出物可逐渐加入到第二反应阶段22的进料中，加入量为进料的约0％至进料的约50％。在一些实施例中，来自第二阶段反应器22的流出物可以从HP/HT分离器40引导至HP/HT分离器140。这可以通过经由流动管线24逐渐使该流出物改道以发送到HP/HT分离器140而发生。通过流动管线142回收的分离的蒸气可以通过打开相关的阀门和管道而被引导到循环压缩系统46。通过流动管线144回收的分离液体通过打开相关的阀门和管道而被引导到汽提塔系统80。催化剂从加氢裂化催化剂更换为加氢处理催化剂通过将催化剂转移到第二阶段反应器22沸腾床和从第二阶段反应器22沸腾床中转移而发生，这是通过减少经由管线92进料到第二级反应器的加氢裂化催化剂的量，同时增加送至第二级反应器的加氢处理催化剂的量。为了将第二阶段反应器的操作反转回最大渣油转化模式，反向进行上述相同的调整。
现在参考图5，示出了根据本文公开的实施例的用于升级渣油的方法的简化工艺流程图，其中相同的数字表示相同的部件。图5公开了以另一种优质流出物模式操作系统，并且可以消除对RFCC上游的典型RDS单元的进料(VR)污染物水平的限制，同时仍然向RFCC产生高质量的进料。
如前所述，渣油和氢可分别通过流动管线10和12进料到含有加氢裂化催化剂的第一加氢裂化反应阶段14，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。第一阶段反应器流出物可以通过流动管线16回收并进料到高压高温分离器40(HP/HT分离器)以分离流出的液体和蒸气。分离的蒸气可以通过流动管线42回收，分离的液体可以通过流动管线44回收。如上所述，第一阶段流出物可包括反应产物和未反应的渣油，未反应的渣油可包括未反应的进料组分(如沥青质)和具有各种沸点的加氢裂化沥青质(包括在渣油原料的沸程内的那些)。第一加氢裂化反应阶段14可以在例如约360℃至约450℃的温度下操作。
脱沥青油馏分、减压馏出物和氢可分别通过流动管线18,62和20进料到含有加氢处理催化剂的第二反应阶段22，并在温度和压力下操作以将至少一部分脱沥青油转化为更轻的烃，并且除去硫、氮和金属。第二反应阶段中的条件也将调整为适合于最小化转化率并产生适合于供给RFCC单元的流出物。第二反应阶段122可以是在例如约350℃至约410℃的温度下操作的固定床阶段。
第二阶段反应器流出物可以通过流动管线24回收并进料到高压高温分离器140(HP/HT分离器)以分离流出的液体和蒸气。分离的蒸气可以通过流动管线142回收，并且分离的液体可以通过流动管线144回收。在一些实施方案中，HP/HT分离器140是可选的。
然后可以通过流动管线142将该蒸气与经由流动管线42回收的分离的蒸气一起引导至气体冷却、纯化和再循环压缩系统46。在冷却和纯化过程中冷凝的烃可以通过流50回收并与流动管线44中的分离的液体合并用于进一步处理(例如在常压蒸馏塔54中)。
然后可以经由流动管线144将液体引导至汽提塔系统80，以产生汽提塔塔底馏分和汽提塔塔顶馏分。汽提塔塔底馏分可以经由流动管线86回收并送去进一步处理。在一些实施例中，汽提塔塔底馏分可以被送至渣油流化催化裂化(RFCC)单元。操作汽提塔系统80以在汽提塔塔底馏分中产生370+℃的渣油产物，在塔顶馏分中产生柴油和较轻馏分。汽提塔塔顶馏分可以通过流动管线82进料到常压蒸馏塔54。汽提塔塔顶馏分可以与在冷却和纯化过程中通过流50冷凝的烃和流动管线44中的分离的液体混合。常压馏出物可以通过流动管线56回收，并且第一塔底馏分可以通过流动管线58回收，如上所述。
如上所述，经由流动管线62的减压馏出物可以与DAO一起经由流动管线18从溶剂脱沥青单元32进料到第二阶段反应器22。
如图1、2和5所示，本文公开的方法可包括独立的气体冷却、纯化和压缩系统46。在其他实施例中，经由流动管线42回收的蒸气馏分或其至少一部分可在共同的气体冷却、纯化和压缩系统中处理，将气体处理与现场的其他加氢处理单元集成。
尽管未示出，但是在一些实施例中，经由流动管线34回收的至少一部分沥青质可以再循环到第一加氢裂化反应器阶段。可以使用本领域技术人员已知的其他各种方法进行升级或以其他方式使用经由流动管线34回收的沥青质。例如，沥青质可以与诸如FCC浆料油的切割器混合并用作燃料油，或者单独处理或与延迟焦化或气化单元中的其他进料组合处理，或者造粒成沥青颗粒。
实施例
以下实施例由建模技术推导出。尽管已经完成了工作，但发明人并未以过去时态呈现这些示例以遵守适用的规则。
下表1显示了本文所述的两个反应器阶段的两种操作模式的实施方式的转化率和反应器温度范围。表中的转化模式是使加氢裂化转化率/最大柴油最大化的系统。表中的优质流出物模式是运行以最小化加氢裂化转化/最大化流出物质量的系统。没有提供用于过渡模式(从转化模式转换到加氢处理模式，反之亦然)的操作的数据。
表1
Figure BDA0002104984920000211
下表2显示了两种操作模式之间的第二阶段反应器的操作。表中的转化模式是使加氢裂化转化率/最大柴油最大化的系统。表中的优质流出物模式是运行以最小化加氢裂化转化/最大化流出物质量的系统。原料属性是典型的，但可以根据原油来源和第一阶段转化水平而变化。没有提供用于过渡模式(从转化模式转换到加氢处理模式，反之亦然)的操作的数据。
表2
Figure BDA0002104984920000221
如上所述，本文公开的实施例通过整合的加氢裂化和溶剂脱沥青方法提供了重质烃到较轻烃的有效且灵活的转化。
在另一方面，根据本文公开的实施例的方法可以提供减小加工设备(包括加氢裂化反应器和溶剂脱沥青单元中的至少一个)的所需尺寸。获得的高转化率可导致相对循环速率低于现有技术方法所需的相对循环速率，以实现高的总转化率。另外，与现有技术方法相比，在第一反应阶段中加氢裂化至少一部分沥青质可以提供与溶剂脱沥青单元相关的降低的进料速率、溶剂用量等。
在另一方面，根据本文公开的实施例的方法可以提供降低的催化剂结垢速率，从而延长催化剂循环时间和催化剂寿命。例如，可以选择第一反应区中的操作条件以使沉积物形成和催化剂结垢最小化，否则在加氢裂化沥青质时可能发生沉积物形成和催化剂结垢。
由于在溶剂脱沥青之前的低循环要求、高效的催化剂用量和沥青质的部分转化中的一种或多种，可以实现资本和操作成本的显著降低。
在反应阶段之间除去沥青质可另外导致与反应器流出物回路中的液体与蒸气分离相关的设备(包括分馏段中的设备)中较低的沉积物沉积问题。
虽然本公开包括有限数量的实施例，但是受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计出不脱离本公开的范围的其他实施例。因此，范围应仅由所附权利要求限制。

Claims (33)

1.一种升级渣油的方法，包括：
将氢和渣油烃输送至含有第一加氢裂化催化剂的第一沸腾床反应器；
在所述加氢裂化催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述渣油烃和所述氢接触，以裂化至少一部分所述渣油烃；
将来自所述第一沸腾床反应器的产物分离成第一气相和第一液相产物；
将氢和脱沥青油烃馏分和减压馏出物烃馏分进料至含有加氢处理催化剂的第二沸腾床反应器；
在所述加氢处理催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述脱沥青油烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和氢接触，以加氢处理至少一部分所述脱沥青油烃馏分和所述减压馏出物烃馏分；
将来自所述第二沸腾床反应器的产物分离成第二气相和第二液相产物；
将所述第二液相产物分离成第二反应器流出物和渣油流化催化裂化进料；
分馏所述第一液相产物和所述第二反应器流出物以形成至少一种馏出物烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和至少一种渣油烃馏分；
将所述至少一种渣油烃馏分进料至溶剂脱沥青单元，以得到沥青质馏分和所述脱沥青油烃馏分；以及
通过在所述第二沸腾床反应器保持运行的同时用所述加氢处理催化剂替换所述加氢裂化催化剂，从最大渣油转化模式转变为优质流出物模式。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述分馏包括：
在常压蒸馏塔中分离所述第一液相产物和所述第二反应器流出物，以回收包含在常压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包含具有至少340℃的标准沸点的烃的第一塔底馏分；
在减压蒸馏塔中分离所述第一塔底馏分以回收包含在减压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包含具有至少480℃的沸点的烃的第二塔底馏分；
将所述第二塔底馏分作为所述渣油烃馏分进料至所述溶剂脱沥青装置。
3.根据权利要求2所述的方法，还包括
冷却所述第一气相和所述第二气相以回收含氢气体馏分和馏出物馏分；以及
将所述馏出物馏分进料至所述第一液相产物和所述第二反应器流出物中。
4.根据权利要求3所述的方法，还包括将至少一部分回收的氢再循环到所述第一沸腾床反应器和所述第二沸腾床反应器中的至少一个。
5.根据权利要求2所述的方法，还包括通过与所述渣油烃的一部分和所述第一塔底馏分的一部分中的至少一个直接热交换来冷却所述第二塔底馏分。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二沸腾床反应器中的操作温度和操作压力中的至少一个小于所述第一沸腾床反应器的操作温度和操作压力。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述至少一种渣油烃馏分包括具有至少480℃的标准沸点的烃。
8.一种在系统中升级渣油的方法，所述系统包括：
第一沸腾床反应器；
第一分离器；
汽提塔；
分馏系统；以及
溶剂脱沥青系统；
所述方法包括：
以第一模式操作所述系统以产生用于渣油流化催化裂化单元的进料，所述第一模式包括：
使脱沥青油和减压馏出物在含有加氢处理催化剂的所述第一沸腾床反应器中反应，以形成第一流出物；
在所述第一分离器中将所述第一流出物分离成第一气相和第一液相；
在所述汽提塔中汽提所述第一液相以产生汽提塔塔底馏分和汽提塔塔顶馏分；
在所述分馏系统中分馏所述汽提塔塔顶馏分以产生至少一种常压馏出物和常压塔底馏分；
在所述分馏系统中分馏所述常压塔底馏分以产生减压馏出物和减压塔底馏分；
在所述溶剂脱沥青系统中使所述减压塔底馏分溶剂脱沥青以产生所述脱沥青油；以及
将所述汽提塔塔底馏分作为所述进料输送到所述渣油流化催化裂化单元；
以第二模式操作所述系统以使所述第一沸腾床反应器中的渣油转化率最大化，所述第二模式包括：
使所述脱沥青油在含有加氢裂化催化剂的所述第一沸腾床反应器中反应，以形成第二流出物；
在所述第一分离器中使所述第二流出物分离成第二气相和第二液相；
在所述分馏系统中分馏所述第二液相以产生至少一种常压馏出物和常压塔底馏分；
在所述分馏系统中分馏所述常压塔底馏分以产生所述减压馏出物和所述减压塔底馏分；以及
使所述减压塔底馏分溶剂脱沥青以产生所述脱沥青油；
在所述第一模式和所述第二模式之间转换所述系统，其中，所述转换包括：
从所述第一沸腾床反应器中除去所述加氢处理催化剂，同时向所述第一沸腾床反应器中加入加氢裂化催化剂；
在所述分馏系统中分馏所述第一液相以产生所述至少一种常压馏出物和所述常压塔底馏分。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述系统还包括：
第二沸腾床反应器；以及
第二分离器；
所述第二模式还包括：
使渣油烃在含有加氢裂化催化剂的所述第二沸腾床反应器中反应，以形成第三流出物；
在所述第二分离器中将所述第三流出物分离成第三气相和第三液相；以及
在所述分馏系统中分馏所述第三液相以产生所述至少一种常压馏出物和所述常压塔底馏分。
10.根据权利要求8所述的方法，还包括将所述系统在所述第二模式之间转换回所述第一模式。
11.根据权利要求8所述的方法，其中，转换还包括降低所述第一沸腾床反应器的温度。
12.根据权利要求8所述的方法，其中，从所述第一沸腾床反应器除去所述加氢处理催化剂包括提高沸腾泵的速度。
13.一种升级渣油烃的系统，所述系统包括：
第一沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；
第一传质装置，用于将所述第一流出物分离成第一气相和第一液相；
第二沸腾床加氢转化反应器系统，被配置为通过使减压馏出物料流、脱沥青瓦斯油料流和氢与加氢处理催化剂接触以产生第二流出物而在渣油流化催化裂化单元进料模式下操作；
第二传质装置，用于将所述第二流出物分离成第二气相和第二液相；
第三传质装置，用于将所述第二液相分离成所述渣油流化催化裂化单元进料和塔顶馏分；
常压分馏单元，用于分馏所述第一液相和所述塔顶馏分，以回收烃常压馏出物料流和烃常压渣油料流；
减压分馏装置，用于分馏所述烃常压渣油料流，以回收所述减压馏出物料流和第一渣油料流；以及
溶剂脱沥青单元，用于从所述第一渣油料流中回收所述脱沥青瓦斯油料流和沥青质料流，
其中，所述第二沸腾床加氢转化反应器系统被配置为在最大渣油烃转化模式或所述渣油流化催化裂化单元进料模式之间交替操作。
14.根据如权利要求13所述的系统，还包括第一气化系统，用于将所述沥青质料流转化为合成气。
15.根据权利要求13所述的系统，还包括第二气化系统，用于将所述第一气相和所述第二气相转化为将被供给至所述常压分馏单元的馏出物料流和将被供给至所述第一沸腾床加氢转化反应器系统和所述第二沸腾床加氢转化反应器系统的氢。
16.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第三传质装置包括汽提塔。
17.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第一传质装置包括高温/高压分离器。
18.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第二传质装置包括高温/高压分离器。
19.根据权利要求15所述的系统，其中，所述第二气化系统包括压缩机。
20.一种升级渣油的方法，包括：
将氢和渣油烃进料至含有第一加氢裂化催化剂的第一反应器；
在所述第一加氢裂化催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述渣油烃和所述氢接触，以裂化至少一部分所述渣油烃；
将来自所述第一反应器的产物分离成第一气相和第一液相产物；
将氢和脱沥青油烃馏分和减压馏出物烃馏分进料至含有加氢处理催化剂的第二反应器，其中，所述第二反应器是固定床反应器；
在所述加氢处理催化剂存在的情况下，在温度和压力条件下使所述脱沥青油烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和氢接触，以加氢处理至少一部分所述脱沥青油烃馏分和所述减压馏出物烃馏分；
将来自所述第二反应器的产物分离成第二气相和第二液相产物；
将所述第二液相产物分离成第二反应器流出物和渣油流化催化裂化进料；
分馏所述第一液相产物和所述第二反应器流出物以形成至少一种馏出物烃馏分、所述减压馏出物烃馏分和至少一种渣油烃馏分；
将所述至少一种渣油烃馏分进料至溶剂脱沥青单元，以得到沥青质馏分和所述脱沥青油烃馏分；以及
通过用所述加氢处理催化剂替换第二加氢裂化催化剂，从最大渣油转化模式转变为优质流出物模式。
21.根据权利要求20所述的方法，其中，所述分馏包括：
在常压蒸馏塔中分离所述第一液相产物和所述第二反应器流出物，以回收包含在常压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包含具有至少340℃的标准沸点的烃的第一塔底馏分；
在减压蒸馏塔中分离所述第一塔底馏分以回收包含在减压馏出物范围沸腾的烃的馏分和包含具有至少480℃的沸点的烃的第二塔底馏分；
将所述第二塔底馏分作为所述渣油烃馏分进料至所述溶剂脱沥青装置。
22.根据权利要求21所述的方法，还包括
冷却所述第一气相和所述第二气相以回收含氢气体馏分和馏出物馏分；以及
将所述馏出物馏分进料至所述第一液相产物和所述第二反应器流出物中。
23.根据权利要求22所述的方法，还包括将至少一部分回收的氢再循环到所述第一反应器和所述第二反应器中的至少一个。
24.根据权利要求21所述的方法，还包括通过与所述渣油烃的一部分和所述第一塔底馏分的一部分中的至少一个直接热交换来冷却所述第二塔底馏分。
25.根据权利要求20所述的方法，其中，所述第二反应器中的操作温度和操作压力中的至少一个小于所述第一反应器的操作温度和操作压力。
26.根据权利要求20所述的方法，其中，所述至少一种渣油烃馏分包括具有至少480℃的标准沸点的烃。
27.一种升级渣油烃的系统，所述系统包括：
沸腾床加氢转化反应器系统，用于使渣油烃和氢与第一加氢转化催化剂接触以产生第一流出物；
第一传质装置，用于将所述第一流出物分离成第一气相和第一液相；
固定床加氢转化反应器系统，被配置为通过使减压馏出物料流、脱沥青瓦斯油料流和氢与加氢处理催化剂接触以产生第二流出物而在渣油流化催化裂化单元进料模式下操作；
第二传质装置，用于将所述第二流出物分离成第二气相和第二液相；
第三传质装置，用于将所述第二液相分离成所述渣油流化催化裂化单元进料和塔顶馏分；
常压分馏单元，用于分馏所述第一液相和所述塔顶馏分，以回收烃常压馏出物料流和烃常压渣油料流；
减压分馏装置，用于分馏所述烃常压渣油料流，以回收所述减压馏出物料流和第一渣油料流；以及
溶剂脱沥青单元，用于从所述第一渣油料流中回收所述脱沥青瓦斯油料流和沥青质料流，
其中，所述固定床加氢转化反应器系统被配置为在最大渣油烃转化模式或所述渣油流化催化裂化单元进料模式之间交替操作。
28.根据如权利要求27所述的系统，还包括第一气化系统，用于将所述沥青质料流转化为合成气。
29.根据权利要求27所述的系统，还包括第二气化系统，用于将所述第一气相和所述第二气相转化为将被供给至所述常压分馏单元的馏出物料流和将被供给至所述沸腾床加氢转化反应器系统和所述固定床加氢转化反应器系统的氢。
30.根据权利要求27所述的系统，其中，所述第三传质装置包括汽提塔。
31.根据权利要求27所述的系统，其中，所述第一传质装置包括高温/高压分离器。
32.根据权利要求27所述的系统，其中，所述第二传质装置包括高温/高压分离器。
33.根据权利要求29所述的系统，其中，所述第二气化系统包括压缩机。
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