CN110325624A - 用于在两阶段中用芳族饱和来加氢裂化渣油流的方法和装置 - Google Patents

用于在两阶段中用芳族饱和来加氢裂化渣油流的方法和装置 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种用于渣油进料的两阶段加氢裂化的方法和装置，其使包含来自第一阶段加氢裂化单元的PNA′s的芳族化合物饱和，以防止产生HPNA′s。包含PNA′s的饱和的芳族化合物可在第二阶段中加氢裂化，以最小化或消除吹扫的未转化的油，从而接近或获得最大转化率。在一个方面，分离器和第一加氢裂化反应器可位于同一容器中。

Description

用于在两阶段中用芳族饱和来加氢裂化渣油流的方法和装置
优先权声明
本申请要求2016年12月27日提交的美国专利申请号62/439318的优先权，其内容据此全文以引用方式并入本文。
技术领域
技术领域是烃流的加氢裂化，特别是烃流的两阶段加氢裂化和饱和。
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相同或不同催化剂的一个或多个固定床。
两阶段加氢裂化处理涉及从第一阶段加氢裂化反应器中分馏加氢裂化流，然后在第二阶段加氢裂化反应器中加氢裂化未转化的油(UCO)流。然而，最佳的两阶段加氢裂化处理不能实现完全转化为沸点低于柴油分馏点的物质。通常，来自两阶段加氢裂化中的分馏塔的塔底物流包含再循环油(RO)流和UCO流。将RO再循环至第二阶段加氢裂化反应器，同时从该过程中清除UCO以从该过程中除去不可转化的重质多核芳族化合物(HPNA’s)。HPNA’s是包含多于八个环的稠合芳环。RO和UCO中的HPNA’s可能对加氢裂化操作产生显着的不利影响，诸如交换器结垢和催化剂结焦。有几种方法可用于管理HPNA排斥，诸如蒸汽汽提和吸附。
加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃流接触的方法，该加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子诸如硫、氮和金属诸如铁、镍和钒。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。渣油加氢处理是一种加氢处理方法，用于从大气环境或真空渣油(VR)进料中去除金属、硫和氮，使得可将其裂化成有价值的燃料产物。
全球原油消费继续增加，特别是在发展中国家，燃料规格也继续收紧。残余燃料油的出口正在减少，而重质原油的可用量正在增加。大气渣油(AR)的气体油馏分可通过加氢裂化进行处理以生产柴油燃料，而VR馏分可通过初级改质方法诸如浆料加氢裂化来转化为馏出物燃料。
非常希望具有处理整个AR流的组合解决方案。
发明内容
用于渣油进料流的两阶段加氢裂化的方法和装置涉及从第一阶段加氢裂化单元饱和包含PNA’s的芳族化合物，以防止在第二阶段加氢裂化单元中形成HPNA’s。饱和的PNA’s可在第二阶段中加氢裂化，以最小化或消除吹扫的未转化的油，从而接近或获得最大转化率。在一个方面，分离器可用于从加料至第一阶段加氢裂化反应器的加氢处理的渣油中闪蒸出气体。分离器和第一阶段加氢裂化反应器可位于同一容器中。
附图说明
图1是两阶段加氢裂化单元的示意图。
图2是替选的两阶段加氢裂化单元的示意图。
定义
术语“连通”意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”意指在下游连通中流向对象的物质的至少一部分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物质的至少一部分可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“直接连通”意指从上游部件流动进入下游部件，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一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝塔顶料流的一部分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塔底料流的一部分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塔顶料流的一部分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塔底料流的一部分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处的再沸器，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收率，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“初始沸点”(IBP)是指使用ASTM D-6352样品开始沸腾所处的温度。
如本文所用，术语“T5”、“T70”或“T95”分别表示使用ASTM D-6352的样品的5质量％、70质量％或95质量％(视情况而定)沸腾所处的温度。
如本文所用，术语“柴油分馏点”为在使用TBP蒸馏方法的343℃(650°F)至399℃(750°F)。
如本文所用，术语“柴油沸腾范围”是指使用TBP蒸馏方法在132℃(270°F)至柴油分馏点之间的范围内的烃沸腾。
如本文所用，术语“分离器”是指这样的容器，其具有入口和至少一个塔顶蒸气出口和塔底液体出口，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“多核芳族化合物”(PNA)是指包含多于三个但少于八个环的稠合芳环的芳族烃。
如本文所用，术语“重质多核芳族化合物”(HPNA)是指包含八个或更多个稠合芳环的芳烃。
具体实施方式
本发明的方法和装置通过渣油加氢处理和两阶段加氢裂化的组合将渣油进料流转化为馏分燃料。在加氢裂化的第二阶段，包含PNA's的芳族化合物基本上是饱和的，以防止HPNA形成并最小化或消除未转化的油(UCO)的吹扫，从而提高总转化率和收率。HPNA's的形成主要是由于RO中存在的多核芳族化合物(PNA's)的缩合。在RO中PNA's的饱和可在加氢裂化的第二阶段中减少或消除HPNA形成，然后导致减少或消除UCO吹扫。
本发明的装置和方法通过在第二加氢裂化阶段中整合催化芳烃饱和度来最小化或消除UCO生产和HPNA管理，以提高柴油收率选择性并实现接近完全转化。
用于加氢裂化烃料流的装置和方法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。将渣油管线18中的渣油烃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。
在一个方面，本文所述的方法和装置特别适用于加氢裂化包含渣油含烃原料的烃进料流。合适的渣油进料是AR，其具有316℃(600°F)至399℃(750°F)的T5和510℃(950°F)至704℃(1300°F)的T70。T5在482℃(900°F)至565℃(1050°F)的范围内的VR也可以是合适的进料。VR、T5在288℃(550°F)至315℃(600°F)的大气气体油和T5在316℃(600°F)至399℃(750°F)的真空气体油(VGO)也可与AR共混以制备合适的渣油进料。脱沥青油、减粘裂化塔底物、澄清的浆料油和页岩油也可以是单独的合适的渣油进料或通过与AR或VR共混。通常，这些渣油进料含有显着浓度的金属，这些金属必须在加氢裂化过程之前除去。通常，合适的渣油进料包括50wppm至500wppm金属，但优选具有少于200wppm金属的渣油进料。镍、钒和铁是渣油进料中的典型金属中的一些。
可从第一阶段氢气管线22分离出第一加氢处理氢气管线24中的第一加氢处理氢气流。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第一加氢裂化流出物管线48和焙烧加热器中的第一加氢裂化流进行热交换而加热。管线28中加热的第一烃进料流可进料到第一渣油加氢处理单元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。
第一渣油加氢处理单元30可包括三个加氢处理反应器，其包括脱金属反应器34和脱硫反应器36。在一方面，渣油加氢处理单元30包括脱氮反应器38。可使用或多或少的加氢处理反应器，并且每个加氢处理反应器34、36、38可包括加氢处理反应器的一部分或包括一个或多个加氢处理反应器。每个加氢处理反应器34、36、38可包括一个或多个加氢处理反应器容器35中的催化剂床或一个或多个催化剂床的一部分。在图1中，第一加氢处理单元30包括三个反应器34、36和38，其包括在单个加氢处理反应器容器35中的三个加氢处理催化剂床。此外，可使用每个加氢处理反应器34、36、38的多个反应器。多个反应器还可包括以摇床模式或超前滞后模式操作的反应器。
用于第一渣油加氢处理单元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(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地镍和/或钴)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些。在同一反应容器或催化剂床中使用多于一种类型的加氢处理催化剂也在本发明的范围内。VIII族金属通常以1重量％至10重量％、优选地2重量％至5重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常以1重量％至20重量％、优选地2重量％至10重量％的范围内的量存在。
管线28中的第一烃进料流可进料至第一加氢处理反应器34。第一加氢处理反应器可包括脱金属反应器34。可在管线28中将水加入到渣油进料中。在一个实施方案中，第一脱金属反应器34可包括在γ氧化铝上包含钴和钼的加氢脱金属催化剂。脱金属反应器旨在使加热的渣油流脱金属，从而将新进料流中的金属浓度降低40重量％至100重量％，通常为65重量％至95重量％，以产生离开脱金属反应器34的第一脱金属流出物流。脱金属渣油流的金属含量可小于50wppm，优选地1wppm至25wppm。脱金属反应器34还可使渣油流脱氮和/或脱硫。相对于渣油流减少的金属浓度的脱金属流出物流可离开第一加氢处理反应器34并进入包含第二脱氮反应器的第二加氢处理反应器36。
第一渣油加氢处理单元30可包括第二加氢处理反应器36。来自脱金属反应器34的脱金属流出物补充有来自歧管31的加氢处理氢气并进料到第二加氢处理反应器36。在一个实施方案中，第二加氢处理反应器36可包括脱硫反应器，其包括加氢脱硫催化剂，其可在γ氧化铝上包含镍或钴和钼，以将有机硫转化为硫化氢。脱硫反应器将渣油进料流中的硫浓度降低40重量％至100重量％，通常为65重量％至95重量％，以产生离开脱硫反应器的脱硫流出物流。在该实施方案中，脱硫的流出物流可离开第二加氢处理反应器36并进入第三加氢处理反应器38。
第一渣油加氢处理单元30可包括第三加氢处理反应器38。在一个实施方案中，来自脱硫反应器36的脱硫流出物补充有来自歧管31的氢气并进料到第三加氢处理反应器，该第三加氢处理反应器可包括脱氮反应器38，其包括加氢脱氮催化剂。脱氮催化剂可在γ氧化铝上包含镍和钼，以将有机氮转化为氨。加氢脱氮催化剂还能够使芳族化合物饱和成环烷烃。脱氮部分将渣油流中的氮浓度降低40重量％至100重量％，通常为65重量％至95重量％，以产生离开脱氮反应器65的脱氮流出物流。在该实施方案中，脱氮流出物可离开第三加氢处理反应器38。第三加氢处理反应器38中的脱氮催化剂可与第二加氢处理反应器36中的脱硫催化剂不同且优选地更具活性。例如，脱氮催化剂可具有比脱硫催化剂高的金属浓度。
预期在第一渣油加氢处理单元30中，加氢处理反应器34、36和38中的一个、两个或所有任选地对渣油进料流进行脱金属和脱硫，并任选地对渣油进料管线28中的渣油进料流进行脱金属、脱硫和脱氮。优选地，第一加氢处理单元30包括三个加氢处理反应器，以对渣油进料流进行脱金属、脱硫和脱氮。
第一加氢处理补充氢气管线31中的补充氢气可在第一渣油加氢处理单元30中的加氢处理反应器34、36和38之间的级间位置处添加。
在加氢处理反应器34、36和38中的每个中优选的反应条件包括：温度为66℃(151°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，并且优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)；压力为2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；新含烃原料的液时空速为0.1hr-1至5hr-1，优选地0.2hr-1至2hr-1；以及氢气速率为168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
在第一加氢处理流出物管线32中离开第一加氢处理单元30的第一加氢处理的渣油流相对于管线28中的渣油流具有降低的金属、硫和氮的浓度，并且可作为第一加氢裂化进料流。负载有氨和硫化氢的氢气可在加氢裂化分离器中从第一加氢裂化进料流中除去，但是第一加氢裂化进料流可直接进料至加氢裂化反应器40而不分离。
可在第一加氢处理流出物管线32中进入第一加氢裂化反应器40之前加热第一加氢处理的渣油流。第一加氢裂化反应器40可包括第一加氢裂化反应器容器40v。第一加氢裂化反应器40与第一加氢处理单元30下游连通。第一加氢裂化反应器容器40v可包括在第一加氢裂化反应器40上方的分离器72，第一加氢裂化反应器40包括一个或多个加氢裂化催化剂床42。在一个方面，分离器72和包含加氢裂化催化剂床42的第一加氢裂化反应器40可在相同的加氢裂化反应器容器40v中。
在一个方面，第一加氢处理的渣油流在反应器容器40v的顶部附近进入第一加氢裂化反应器40并流入分离器72。第一加氢裂化分离器与第一加氢处理单元30下游连通。第一加氢处理的渣油流在入口72i处进料至分离器72中，入口72i位于管状挡板74的下边缘上方，管状挡板74固定至容器40v的顶部。第一气体加氢处理的流与第一加氢处理的渣油流的第一液体加氢处理的渣油流分离，并在管状挡板74的下方和周围下降，以与第一液体加氢处理的渣油流分离。通过加氢裂化分离器塔顶管线46从位于挡板74内部的加氢裂化反应器容器40v的顶部中的出口46o除去气体第一加氢处理的渣油流。可将气体第一加氢处理的渣油流与通过热分离器塔顶管线52提供的热气流混合并且将所得的混合流经管线53输送并引入热交换器中以进行冷却。将得到的冷却和部分冷凝的热分离器混合物流引入冷分离器56。气体第一加氢处理的渣油流除去大部分硫化氢和氨，其倾向于使加氢裂化催化剂失活。
在分离器72中与第一加氢处理的渣油流分离的第一液体加氢处理的渣油流向下流到可产生液面的塔盘76上，诸如烟囱塔盘。液面由垂直的堰78保持，堰78在一个方面可以是管状的。也可以是管状的盖80具有比管状堰78宽的内径，盖80叠加在堰上方。管状盖80具有封闭的上端，该上端与堰78和塔盘76中的开口相对，以协作地防止液体的直接向下流动和任何未溶解的蒸气流向下经过塔盘76进入混合区82。来自塔盘76的向下流动的第一液体加氢处理的渣油流在混合区82中与从氢气歧管44来自第一阶段氢气管线22的第一加氢裂化氢气流混合，氢气歧管44被引入到塔盘76和分离器72下方的混合区82中。塔盘76上的液体和向下流动的液体阻止氢气向上移动通过烟囱塔盘以通过出口46o离开。
将与来自歧管44的第一加氢裂化氢气流混合的液体第一加氢处理的渣油流进料至第一加氢裂化反应器40中的加氢裂化催化剂床42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在其中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。
第一加氢裂化反应器40包括多个第一加氢裂化催化剂床42。第一加氢裂化反应器40中的第一或上游床可包括第一加氢裂化催化剂床42。第一加氢裂化反应器与加氢裂化分离器72下游连通。
在来自第一加氢裂化氢气管线22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来加氢裂化经加氢处理的第一加氢裂化进料流以提供第一加氢裂化流。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可将补充氢气流从第一加氢裂化氢气管线22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处将补充氢气添加至催化剂床42中的每个，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可提供第一加氢处理流出物管线32中的第一加氢裂化进料流至沸点低于柴油分馏点的产物的至少20体积％且通常大于50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沸点低于柴油分馏点的产物的20体积％至60体积％、优选20体积％至50体积％的总转化。
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完全加氢裂化，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。它们的进一步特征在于4埃至14埃(10-10米)的直径相对均匀的晶体孔隙。优选采用二氧化硅/氧化铝摩尔比(3至12)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为8埃至12埃(10-10米)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进行离子交换，然后与多价金属盐部分地回交换，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为至少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。
在本发明的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0.05重量％至30重量％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，则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°F)至648℃(1200°F)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5重量％至90重量％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，第一加氢裂化反应器40中的加氢裂化条件可包括：温度为290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选地343℃(650°F)至445℃(833°F)；压力为2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；液时空速(LHSV)为0.1hr-1至5hr-1，并且优选地0.5hr-1至3hr-1；以及氢气速率为168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
第一加氢裂化流可在第一加氢裂化流出物管线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。
在一方面，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44中的第二加氢裂化流出物混合。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。因此，热分离器50与第一加氢裂化反应器40和第二加氢裂化反应器170下游连通。
热分离器分离第一加氢裂化流和第二加氢裂化流以在热塔顶管线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可与加氢裂化反应器40下游连通。热分离器50在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，并且优选地在232℃(450°F)至315℃(600°F)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3.4MPa(表压)(493psig)至20.4MPa(表压)(2959psig)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。
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中二硫化铵或氯化铵盐的此类沉积，可在热塔顶管线中的一点处(该位置的温度高于任一化合物的特征升华温度)将适量的洗涤水通过塔顶管线51引入到冷却器的热塔顶管线52上游中。
塔顶管线52中的热气流与离开分离器72的顶部的加氢裂化分离器塔顶管线46中的气体第一加氢处理的渣油流合并，分离器72包含有价值的馏分烃并含有对加氢裂化催化剂有害的硫化氢和氨，其可避免在第一加氢裂化反应器40中过度裂化为含有较少价值的轻质烃。气体第一加氢处理的渣油流绕过第一加氢裂化反应器40并且塔顶管线中的热气体流进入管线53中的冷分离器。与气体第一加氢处理的渣油流合并的热塔顶管线52中的热气体流可以在进入冷却分离器56之前在组合管线53中冷却。冷分离器56与加氢裂化分离器72的塔顶管线46和所述第一加氢裂化反应器40的加氢裂化流出物管线48下游连通。
可在冷分离器56中分离热气体流和气体第一加氢处理的渣油流，以在冷塔顶管线58中提供包含富含氢气的气体流(包括氨和硫化氢)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用于将富含氢气的气体与第一加氢裂化流和第二加氢裂化流中的烃液体分离，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和加氢裂化反应器40下游连通。冷分离器56可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(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，以保持塔顶中的氢气和轻质气体以及通常塔底中的液态烃。冷分离器56可在3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)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。然而，该流包含从加氢处理的渣油流中分离的大部分硫化氢和氨。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提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。来自塔底的废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。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可在38℃(100°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力下操作。
可直接汽提热塔底管线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下降并在热闪蒸转筒80中闪蒸以在闪蒸热塔顶管线82中提供轻质馏分的闪蒸热气体流，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1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)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汽提。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1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)、并且优选地3.0MPa(表压)(435psig)至3.8MPa(表压)(550psig)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、大气分馏塔130和真空分馏塔180。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和第二加氢裂化流汽提挥发物。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可以是包括冷汽提塔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热的热液体流。热液体流可以比冷液体流热至少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和第二加氢裂化流的闪蒸冷液体流可被加热并在可位于塔的上半顶部中的入口处进料至冷汽提塔102。包含第一加氢裂化流和第二加氢裂化流的闪蒸冷液体流可在冷汽提塔102中用冷汽提介质来气体汽提，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的顶部的回流部分与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可在149℃(300°F)至288℃(550°F)、优选地不超过260℃(500°F)的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)、优选地不小于0.50MPa(表压)(72psig)至不超过2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力下操作。塔顶接收器112中的温度在38℃(100°F)至66℃(150°F)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中的冷汽提流可被加热并进料至大气分馏塔130。大气分馏塔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，大气分馏塔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中用热汽提介质汽提气体，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的入口高的高度处。热汽提塔104可在160℃(320°F)至360℃(680°F)的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)、优选地不小于0.50MPa(表压)(72psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的塔顶压力下操作。
在热汽提塔底管线122中包含加氢裂化料流的热汽提料流的至少一部分可被加热并进料至大气分馏塔130。大气分馏塔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中的气化热汽提料流和预分馏塔底管线128中的液体热汽提料流。气化热汽提料流可在预分馏塔顶管线126中进料至大气分馏塔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将气化热汽提料流进料至大气分馏塔130的高度的高度进料至大气分馏塔130。
大气分馏塔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。大气分馏塔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、气化热汽提料流和液体热汽提料流以提供多种产物流。来自大气分馏塔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。将第一大气分馏流从大气分馏塔130中取入塔底管线142中。
通过冷却产物流的至少一部分并将每个冷却流的一部分送回大气分馏塔，可从大气分馏塔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产物分馏塔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。产物分馏塔130可在260℃(500°F)至385℃(725°F)、优选地不超过350℃(650°F)的塔底温度并且在7kPa(表压)(1psig)至69kPa(表压)(10psig)的塔顶压力下操作。可将大气塔底管线142中的第一大气分馏流的一部分再沸腾并返回至大气分馏塔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大气分馏塔130。
第二真空分馏塔180可与第一大气分馏塔130，特别是塔底管线142下游连通。因此，重分馏塔100与来自第一大气分馏塔130的塔底管线142下游连通。在一个方面，预分馏塔底管线128可进料真空分馏塔180并绕过第一大气分馏塔130。来自管线188的惰性气体诸如蒸汽可向真空分馏塔180提供热量并从较重的组分中除去较轻的组分。真空分馏塔180从侧分馏出口在管线184中产生重质柴油产物流。真空分馏塔可用于产生柴油流，其柴油TBP分馏点为370℃至390℃，并且T95不高于380℃，并且优选地不高于360℃。
可从真空分馏塔的上半部分从塔顶管线190中的塔顶出口和/或来自侧分馏出口的侧管线192在上部管线中提供重质上游流，并且在重返回管线194中进料至大气分馏塔130。大气分馏塔130可与来自真空分馏塔180的上半部分的上部管线192下游连通。因此，大气分馏塔130也与真空分馏塔180下游连通。
可从重质分馏塔180的塔底回收重质塔底管线186中的RO流。再循环油流具有高于柴油分馏点的沸点并且可再循环至第二加氢裂化阶段150。因此，在将再循环油流再循环至第二加氢裂化阶段150之前，可将任何存在的HPNA与重质塔底管线186中的再循环油流分离。有几种方法可用于管理HPNA排斥，诸如蒸汽汽提和吸附。可在重质多核芳族化合物中浓缩的未转化的油流可从吹扫管线187中的重质塔底管线186取出，而剩余的RO料流再循环至管线200中的第二加氢裂化阶段。通常使吹扫流187最小化。
真空分馏塔180在塔顶中在低于大气压的压力下操作。塔顶管线190中的塔顶流可进料真空发生装置174。真空发生装置174可包括与惰性气体流176诸如蒸汽连通的喷射器，其在塔顶管线190中的塔顶流上抽真空。来自真空产生装置174的管线178中的冷凝烃流可自身供应重质返回流194或者与侧管线192中的上部流一起供应重质返回流194。也可在管线182中从真空产生装置中除去冷凝的含水流。可在管线144中从蒸气发生装置中除去轻质柴油蒸气流。
通过冷却管线192中的轻质流和/或管线184中的柴油流并将每个冷却流的一部分送回塔，可从真空分馏塔180中除去热量。可汽提管线184中的柴油流以除去轻质物质以满足产品纯度要求。真空分馏塔180可在260℃(500°F)至370℃(700°F)，优选地不超过300℃(570°F)的塔底温度下操作，并且在10kPa(绝对值)(1.5psia)，优选地20kPa(绝对值)(3psia)至70kPa(表压)(10psig)的塔顶压力下操作。可将重质塔底管线186中的RO的一部分再沸腾并返回到真空分馏塔180，而不是使用蒸汽汽提来向重质分馏塔180添加热量。
在一个方面，吹扫管线187中的UCO流包含小于20重量％的管线18中的渣油流。合适地，管线187中的UCO流包含小于10重量％的管线18中的含烃流。优选地，管线187中的UCO流包含小于5重量％的管线18中的含烃流。更优选地，管线187中的UCO流包含小于1重量％的管线18中的含烃流。本发明的方法和装置10可不需要吹扫未转化的油流，使得分馏塔塔底管线186中的所有UCO流在再循环管线200中作为RO在RO流中再循环到第二阶段加氢裂化单元150。分馏塔塔底管线186中的RO流中的一部分或全部在再循环管线200中可作为RO流再循环到第二加氢裂化单元150。分馏塔塔底管线186中的RO流中的更多或全部可再循环到第二阶段加氢裂化单元150，因为第二阶段加氢裂化单元使芳族化合物(包括HPNA前体；即，PNA's)饱和为环烷烃，使得它们可在第二加氢裂化反应器170中加氢裂化。
RO管线200中的RO流可再循环到第二加氢裂化单元150。在加氢裂化中，我们发现HPNA的形成是由于烃进料流或RO流中存在的芳族前体的缩合。我们建议将芳族化合物的饱和度最大化为环烷烃，以最大限度地减少由PNA's形成HPNA's。另外，饱和环在第二加氢裂化反应器170中更容易裂化。芳族饱和通常需要贵金属催化剂。在第二加氢裂化单元150中，大部分硫和氮已经从来自胺洗涤塔62中的冷塔顶管线58的冷气流和来自汽提塔净塔顶管线114中的汽提塔废气的循环气体中作为硫化氢和氨除去。因此，这些污染物不会使第二加氢处理反应器160中的贵金属催化剂失活。
第二加氢裂化单元150包括第二加氢处理反应器160和第二加氢裂化反应器170。RO流可与管线20中的补充氢气和/或来自第二阶段氢气管线166中的第二阶段氢气流的第二加氢处理氢气管线152中的第二加氢处理氢气流混合以在第二阶段加氢处理进料管线154中提供加氢处理RO流。对加氢处理RO流进行加热并进料至第二加氢处理反应器160。第二烃进料管线154中的加氢处理RO流在第二加氢处理反应器160中在第二加氢处理催化剂上进行加氢处理，以提供第二加氢处理的RO流，其在第二加氢处理流出物管线162中离开第二加氢处理反应器160，其可作为第二加氢裂化进料流取出。来自第二阶段氢气管线166中的第二阶段氢气流的第二加氢处理补充氢气管线161中的补充氢气可在第二加氢处理反应器160中的催化剂床之间的级间位置处添加。
第二加氢处理反应器160与大气分馏塔130和真空分馏塔180下游连通。特别地，第二加氢处理反应器160与真空分馏塔180的塔底管线186下游连通。
在第二加氢处理反应器中进行的加氢处理主要适用于芳族化合物饱和。第二加氢处理反应器160中的第二加氢处理催化剂优选地不同于第一加氢处理单元30中的第一加氢处理催化剂。适用于第二加氢处理反应器的第二加氢处理催化剂是饱和加氢处理催化剂，并且包括在高表面积载体材料(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属，优选地贵金属(包括铼、钌、铑、钯、银、锇、铱、铂和/或金)和任选的至少一种非贵金属(优选地钴、镍、钒、钼和/或钨)组成的那些。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂和/或未负载的加氢处理催化剂。在第二加氢处理反应器160中可使用多于一种类型的第二加氢处理催化剂。贵金属通常以0.001重量％至20重量％，优选地0.05重量％至2重量％范围内的量存在。非贵金属通常以0.05重量％至30重量％，优选地1重量％至20重量％范围内的量存在。在进入第二烃进料管线154中的第二加氢处理反应器160的RO流中，至少40重量％的芳族化合物，优选地至少60％，更优选地至少90％的芳族化合物在第二加氢处理反应器160中饱和。
在第二加氢处理反应器160中优选的反应条件包括：在加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合的存在下，温度为290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，并且优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)；压力为2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；新含烃原料的液时空速为0.1hr-1至10hr-1，优选地1hr-1至5hr-1；并且氢气速率为168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
可在第二加氢处理流出物管线162中将气体与第二加氢裂化进料流分离，以在分离器中从第二加氢裂化进料流中除去载有少量的氨和硫化氢的氢气，但是第二加氢裂化进料流适当地直接进料至第二加氢裂化反应器170而不分离。第二加氢裂化进料流可与来自第二阶段氢气管线166的第二加氢裂化氢气管线164中的第二加氢裂化氢气流混合，并通过第一入口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可与第一加氢处理单元30、第一加氢裂化反应器40、第二加氢处理反应器160、大气分馏塔130和真空分馏塔180下游连通。
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在其中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。
第二加氢裂化反应器170包括多个催化剂床172。如果第二加氢裂化单元150不包括第二加氢处理反应器160，则加氢裂化反应器170中的第一催化剂床可包括第二加氢处理催化剂，用于在RO流中使芳香环饱和，然后在第二加氢裂化反应器170中的后续容器或催化剂床172中用第二加氢裂化催化剂加氢裂化。
在来自第二加氢裂化氢气管线164的第二加氢裂化氢气流的存在下，在第二加氢裂化催化剂床172中的第二加氢裂化催化剂上加氢裂化第二加氢裂化进料流，以提供第二加氢裂化流。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可将补充氢气流从第二阶段氢气管线166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下游催化剂床172中的每个，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沸点低于柴油分馏点的产物的至少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，这将提供渣油烃进料流至沸点低于柴油分馏点的产物的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：温度为290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选地343℃(650°F)至445℃(833°F)；压力为2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；液时空速(LHSV)为0.4hr-1至2.5hr-1；并且氢气速率为168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
第二加氢裂化流可离开第二加氢裂化流出物管线44中的第二加氢裂化反应器170，与第二加氢裂化进料管线154中的加氢处理RO流进行热交换，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合并。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，分馏区段与第二加氢裂化反应器170下游连通，如前所述。
图2示出了装置和方法10′的一个实施方案，其不使用分离器将管线32中的加氢处理的渣油流递送到第一加氢裂化反应器40′。具有与图1中相同构型的图2中的元件具有与图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与图1中的基本上相同，除了在第一阶段加氢裂化单元12′中，第一加氢处理的渣油流出物管线32′将第一加氢处理的渣油流递送到第一加氢裂化反应器而不经过分离器以从加氢处理的渣油流中除去气体。因此，进入第一加氢裂化反应器40′的加氢处理的渣油流可包括来自渣油加氢处理单元30的所有氢气和污染物。由于来自渣油加氢处理单元30的多余氢气将在第一加氢裂化反应器40’中保留加氢裂化要求，所以必须向第一加氢裂化反应器40′进料较少的额外氢气。来自第一加氢裂化反应器40′的所有流出物都通过第一加氢裂化流出物管线48排出。
通过使芳族化合物和PNA's；即，HPNA前体饱和，本发明的方法和装置可使含烃进料管线18中的大气渣油流几乎完全转化为沸点等于或低于柴油分馏点的产物。该产物不含或仅含有极少量的HPNA's，因此该方法和装置的循环时间更长，因为设备不会结垢，并且催化剂失活更慢，同时消除管理HPNA's的需要。饱和环在第二加氢裂化反应器170中更容易裂化，提高了馏出物的总收率。馏出物产物具有较低的芳族化合物含量，从而提高其十六烷值并提供较高的体积收率和较低的硫和氮的浓度。
具体的实施方案
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书的范围。
本发明的第一实施方案是用于加氢裂化烃渣油流的方法，包括在氢气存在下在脱金属催化剂和脱硫催化剂上加氢处理渣油流，以提供金属和硫浓度降低的加氢处理的渣油流；在第一加氢裂化催化剂和氢气上加氢裂化加氢处理的渣油流，以提供第一加氢裂化流；在至少大气压的压力下分馏加氢裂化流以提供分馏的流；在低于大气压的压力下分馏经分馏的流以提供再循环油流；在加氢处理催化剂上加氢处理再循环油流以提供第二加氢裂化进料流；以及在氢气存在下，在第二加氢裂化催化剂上加氢裂化第二加氢裂化进料流，以提供第二加氢裂化流。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，其中加氢处理再循环油流包括在贵金属催化剂上加氢处理再循环油流。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，其中加氢处理再循环油流包括加氢处理再循环油流以使再循环油流中的至少40重量％的芳族化合物饱和。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，其还包括加氢处理渣油流，包括在氢气存在下在脱氮催化剂上加氢处理渣油流以提供氮气浓度降低的加氢处理的渣油流。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，其中第一加氢处理步骤中的加氢处理催化剂与第二加氢处理步骤中的加氢处理催化剂不同。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，还包括在加氢裂化加氢处理的渣油流之前从加氢处理的渣油流中分离气体加氢处理的渣油流。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，还包括在冷分离器中分离气流以提供再循环气流。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，还包括在热分离器中将加氢裂化流分离成热蒸气流和热液体流并在冷分离器中分离热蒸气流。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，还包括在热分离器中分离第二加氢裂化流以提供用于分馏的液体加氢裂化流。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，还包括在热分离器中分离第一加氢裂化流和第二加氢裂化流以提供用于分馏的液体加氢裂化流。
本发明的第二实施方案是用于加氢裂化烃渣油流的方法，包括在氢气存在下在脱金属催化剂、脱硫催化剂和脱氮催化剂上加氢处理渣油流，以提供金属、硫和氮浓度降低的加氢处理的渣油流；在第一加氢裂化催化剂和氢气上加氢裂化加氢处理的渣油流，以提供第一加氢裂化流；在至少大气压的压力下分馏加氢裂化流以提供分馏的流；在低于大气压的压力下分馏经分馏的流以提供再循环油流；在加氢处理催化剂上加氢处理再循环油流以提供第二加氢裂化进料流；以及在氢气存在下，在第二加氢裂化催化剂上加氢裂化第二加氢裂化进料流，以提供第二加氢裂化流。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，其中加氢处理再循环油流包括在贵金属催化剂上加氢处理再循环油流。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，其中加氢处理再循环油流包括加氢处理再循环油流以使再循环油流中的至少60重量％的芳族化合物饱和。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，其中第一加氢处理步骤中的加氢处理催化剂与第二加氢处理步骤中的加氢处理催化剂不同。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，还包括在加氢裂化加氢处理的渣油流之前从加氢处理的渣油流中分离气体加氢处理的渣油流。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，还包括在冷分离器中分离气流以提供再循环气流。
本发明的第三实施方案是一种用于加氢裂化烃流的装置，包括：用于使第一渣油流脱金属和脱硫的第一加氢处理单元；与第一加氢处理反应器连通的第一分离器；与第一分离器下游连通的第一加氢裂化反应器；与第一加氢裂化反应器下游连通的第一分馏塔；与第一分馏塔下游连通的第二分馏塔；与第二分馏塔下游连通的第二加氢处理反应器；以及与第二加氢处理反应器下游连通的第二加氢裂化反应器。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，其中第一分离器和第一加氢裂化反应器位于同一容器中。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，其中冷分离器与分离器的塔顶管线和第一加氢裂化反应器的流出物管线下游连通。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，其中热分离器与第一加氢裂化反应器和第二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最大程度利用本发明并且可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以作出本发明的各种变化和修改，并且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仅例示性的，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书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示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于加氢裂化烃渣油流的方法，包括：
在氢气存在下在脱金属催化剂和脱硫催化剂上加氢处理渣油流，以提供金属和硫浓度降低的加氢处理的渣油流；
在第一加氢裂化催化剂和氢气上加氢裂化所述加氢处理的渣油流以提供第一加氢裂化流；
在至少大气压的压力下分馏所述加氢裂化流以提供分馏流；
在低于大气压的压力下分馏所述经分馏的流以提供再循环油流；
在加氢处理催化剂上加氢处理所述再循环油流以提供第二加氢裂化进料流；以及
在氢气存在下在第二加氢裂化催化剂上加氢裂化所述第二加氢裂化进料流以提供第二加氢裂化流。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述加氢处理所述再循环油流包括在贵金属催化剂上加氢处理所述再循环油流。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述加氢处理所述再循环油流包括加氢处理所述再循环油流以使所述再循环油流中至少40重量％的芳族化合物饱和。
4.根据权利要求1所述的方法，还包括加氢处理所述渣油流，包括在氢气存在下在脱氮催化剂上加氢处理所述渣油流，以提供氮气浓度降低的加氢处理的渣油流。
5.根据权利要求4所述的方法，其中所述第一加氢处理步骤中的加氢处理催化剂与所述第二加氢处理步骤中的加氢处理催化剂不同。
6.根据权利要求1所述的方法，还包括在加氢裂化所述加氢处理的渣油流之前，将气体加氢处理的渣油流与所述加氢处理的渣油流分离。
7.根据权利要求6所述的方法，还包括在冷分离器中分离所述气流以提供再循环气流。
8.根据权利要求7所述的方法，还包括在热分离器中将所述加氢裂化流分离成热蒸气流和热液体流，并在所述冷分离器中分离所述热蒸气流。
9.根据权利要求8所述的方法，还包括在所述热分离器中分离所述第二加氢裂化流以提供液体加氢裂化流用于分馏。
10.一种用于加氢裂化烃流的装置，包括：
第一加氢处理单元，所述第一加氢处理单元用于使第一渣油流脱金属和脱硫；
第一分离器，所述第一分离器与所述第一加氢处理反应器连通；
第一加氢裂化反应器，所述第一加氢裂化反应器与所述第一分离器下游连通；
第一分馏塔，所述第一分馏塔与所述第一加氢裂化反应器下游连通；
第二分馏塔，所述第二分馏塔与所述第一分馏塔下游连通；
第二加氢处理反应器，所述第二加氢处理反应器与所述第二分馏塔下游连通；以及
第二加氢裂化反应器，所述第二加氢裂化反应器与所述第二加氢处理反应器下游连通。
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SE01 Entry into force of request for substantive examination
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