CN110709491B - 用于加氢处理残余料流的方法 - Google Patents

用于加氢处理残余料流的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN110709491B
CN110709491B CN201880035186.0A CN201880035186A CN110709491B CN 110709491 B CN110709491 B CN 110709491B CN 201880035186 A CN201880035186 A CN 201880035186A CN 110709491 B CN110709491 B CN 110709491B
Authority
CN
China
Prior art keywords
stream
stage
cold
hydrogen
demetallization
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201880035186.0A
Other languages
English (en)
Other versions
CN110709491A (zh
Inventor
孙平
格兰特·H·横沟
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Honeywell UOP LLC
Original Assignee
UOP LLC
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by UOP LLC filed Critical UOP LLC
Publication of CN110709491A publication Critical patent/CN110709491A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN110709491B publication Critical patent/CN110709491B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G31/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for
    • C10G31/08—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by methods not otherwise provided for by treating with water
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/04—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1074—Vacuum distillates
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/202—Heteroatoms content, i.e. S, N, O, P
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/205—Metal content
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/207—Acid gases, e.g. H2S, COS, SO2, HCN
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/42—Hydrogen of special source or of special composition
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/805—Water

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本主题方法通过将水注入到进料中，并且在两个级中通过级间分离来加氢处理，增强了用于残余进料流的脱金属和脱硫的催化活性。水注入改善了HDM催化剂的脱金属活性，并且将包含硫化氢的蒸气与脱金属的流出物分离改善了HDS催化剂的活性。我们已发现，水注入和硫化氢去除一起提供了意义深远的协同效应。

Description

用于加氢处理残余料流的方法
优先权声明
本专利申请要求2017年6月2日提交的美国专利申请15/612,425的优先权，其内容据此全文以引用方式并入。
技术领域
该领域为残余料流的加氢处理。具体地讲，该领域为残余料流的脱硫。
背景技术
加氢处理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。加氢处理是其中在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃流接触的方法，加氢处理催化剂主要在用于从烃原料去除杂原子诸如硫、氮和金属诸如铁、镍和钒方面具有活性。
从分馏柱的底部产生残余物或渣油流。渣油加氢处理是用于从大气残余物(AR)或真空残余物(VR)进料中去除金属、硫和氮以使得其可裂解成有价值的燃料产品的加氢处理方法。
渣油流的加氢处理需要高严苛条件。渣油脱硫单元通常在前面具有加氢脱金属(HDM)催化剂，然后是加氢脱硫(HDS)催化剂。通常，渣油加氢处理单元是金属限制的，因此相对于其在单元关闭或转向时加氢处理更多渣油进料的残余能力，HDM催化剂没有被充分利用。在反应器入口，HDM催化剂完全吸附其中进料金属最浓缩的金属中。然而，在下游HDM催化剂床中，进料中的金属浓度较低，用来避免完全吸附到HDM催化剂上。在HDM催化剂上铺设金属导致化学反应速率降低，这主要发生在HDM催化剂表面上。在实施过程中，增加反应器温度以补偿反应速率降低。因此，当脱金属反应器中的HDM催化剂的一部分被金属饱和时，进料中的金属迁移至影响HDS活性的下游HDS催化剂床。此外，焦炭积聚也会在所有催化剂床上对反应速率产生不利影响。在稍后的操作级，当温度调节不能补偿脱硫反应速率降低时，开始发生金属穿透下游HDM催化剂。因此，关闭该单元并且结束循环以替换新鲜催化剂。
精炼器通常期望在加氢处理的产物中具有低于某种硫规格的恒定产物质量。当在固定单元循环周期的整个操作期间可获得并保持较高的脱硫反应速率时，表现为沿单元循环周期的一致温度分布，则在整个循环中获得相同体积催化剂的更好的产物质量。
高度期望的是具有可有效地使渣油流脱金属并脱硫的加氢处理方法。
发明内容
本主题方法通过将水注入到进料中，并且在两个级中通过级间分离来加氢处理，增强了用于残余进料流的脱金属和脱硫的催化活性。水注入改善了HDM催化剂的脱硫活性，并且在进入脱硫反应器之前将包含硫化氢的蒸气从脱金属的流出物中分离，提高了HDS催化剂的活性。我们已发现，水注入和硫化氢去除一起提供了意义深远的协同效应。
附图说明
图1是两级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”意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”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”意指用于分离一种或多种不同挥发性的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)是指与ASTM D-2892相对应的用于确定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化质量的液化气体、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“初始沸点”(IBP)是指使用ASTM D-7169得出的样品开始沸腾的温度。
如本文所用，术语“T5”、“T70”或“T95”分别是指使用ASTM D-7169得出的5质量百分比、70质量百分比或95质量百分比(根据具体情况)的样品沸腾的温度。
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类型，后者可在较高的压力下操作。
具体实施方式
本发明主题的方法和设备通过将水注入进料中并在两个级中加氢处理，在脱金属级和脱硫级之间进行级间分离，来增强残余进料流的脱金属和脱硫的催化活性。用于加氢处理烃渣油流的设备和方法10包括第一级加氢处理单元12，第一级分离段14，第二级加氢处理单元16和第二级分离段18。
将渣油管线20中的烃渣油流和第一氢管线24中的第一级氢流进料至第一级加氢处理单元12。也将水进料管线28中的水流递送至第一级加氢处理单元12。基于渣油管线20中的渣油烃流的重量，水流可包含0.5重量％至6重量％，并且优选3重量％至5.5重量％的水。在一个方面，可将水流添加或泵送到第一级氢管线24中的第一级氢流中以混合料流。混合使氢流包含基于渣油管线20中的渣油烃流的重量0.5重量％至6重量％的水。水流可由锅炉给水提供，该锅炉给水从蒸汽冷凝并因此包含很少或不包含盐。
在一个方面，本文所述的方法和设备特别适用于加氢处理包含渣油含烃原料的烃进料流。渣油原料可从大气分馏塔或真空分馏塔的底部获取。合适的渣油进料为具有介于316℃(600°F)和399℃(750°F)之间的T5和介于510℃(950°F)和704℃(1300°F)之间的T70的AR。具有在介于482℃(900°F)和565℃(1050°F)之间的范围内的T5的VR也可以是合适的进料。VR、具有介于288℃(550°F)和315℃(600°F)之间的T5的大气瓦斯油以及具有介于316℃(600°F)和399℃(750°F)之间的T5的真空瓦斯油(VGO)也可与AR共混以制备合适的渣油进料。脱沥青油、减粘裂化塔底料流、澄清的浆液油和页岩油也可以是单独的或通过与AR或VR共混而适宜的渣油进料。
通常，这些渣油进料包含显著浓度的金属，这些金属必须在催化脱硫之前去除，因为金属将吸附在HDS催化剂上，从而使其无效。通常，适宜的渣油进料包含50wppm至500wppm的金属，但可优选具有小于200wppm金属的渣油进料。镍、钒和铁是渣油进料中的一些典型金属。渣油进料可包含5wppm至200wppm的镍，50wppm至500wppm的钒，1wppm至150wppm的铁和/或5重量％至25重量％的康拉德逊碳残余物。渣油进料可包含10,000wppm至60,000wppm的硫。通常，精炼器具有目标产品规格，这取决于加氢处理产物的下游应用，主要是硫和金属含量。
第一氢管线24中的第一级氢流可接合渣油管线20中的渣油流，以在渣油进料管线26中提供渣油进料流。渣油进料管线26中的渣油进料流可在焙烧加热器中加热。可将渣油进料管线26中的加热的渣油进料流进料至第一渣油加氢处理单元12。在管线24中将来自管线28的水流添加到第一级氢流的情况下，管线20中的第一级氢流，水流和渣油进料流可全部在渣油进料管线26中的焙烧加热器中一起加热。
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在用于从烃原料去除杂原子诸如硫、氮和金属方面具有活性。第一加氢处理单元12可包括三个脱金属反应器，包括第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34。可使用更多或更少的脱金属反应器，并且每个脱金属反应器30、32和34可包括脱金属反应器的一部分或包括一个或多个脱金属反应器。每个脱金属反应器30、32和34可包括一个或多个脱金属反应器容器中的催化剂床的一部分或一个或多个催化剂床。在图1中，第一加氢处理单元12包括三个脱金属反应器30、32和34，其各自包括单个HDM催化剂床。
多个脱金属反应器30、32、34还可包括在摆动床模式和/或超前滞后模式下操作的脱金属反应器。在一个方面，第一脱金属反应器30和第二脱金属反应器32可在摆动床模式和/或超前滞后模式下操作。在一个实施方案中，在第一脱金属反应器30下游，第一脱金属反应器30和第二脱金属反应器32与第一脱金属反应器30超前串联，并且与第二脱金属反应器32滞后串联。当第一脱金属反应器30被关闭以用于催化剂置换或再生时，第二脱金属反应器32可切换至超前模式。在该实施方案中，即使在第一脱金属反应器30在第二脱金属反应器30下游以滞后模式流回到料流上之后，第二脱金属反应器32也可保持超前模式。第二脱金属反应器32可保持超前模式，直到其被关闭以用于催化剂置换或再生，在这种情况下，当循环恢复时，第一脱金属反应器32返回至超前模式。第三脱金属反应器34也可在超前滞后循环中与第一脱金属反应器30和第二脱金属反应器32一起操作或不一起操作。
用于第一渣油加氢处理单元12的合适的HDM催化剂是任何常规的渣油加氢处理催化剂，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，更优选镍和/或钴)和至少一种VI族金属(优选钼和钨)组成的那些。在本发明的范围内，在相同的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。VIII族金属通常以1重量％至10重量％、优选2重量％至5重量％的范围内的量存在于HDM催化剂上。VI族金属将通常以1重量％至20重量％、优选2重量％至10重量％的范围内的量存在于HDM催化剂上。
在一个实施方案中，第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34可包含在γ氧化铝上含有钴和钼的HDM催化剂。第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34中的HDM催化剂可具有双峰孔径分布，其中催化剂颗粒上的至少25％的孔被表征为在5nm至不超过30nm的微孔或中孔范围内的小孔，并且至少25％的孔被表征为在大于30nm至100nm的中孔或大孔范围内的大孔。大孔更适于脱金属，并且小孔更适于脱硫。大孔与小孔的比率可在第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34中从上游至下游降低。在一个方面，第一脱金属反应器30将具有比第二脱金属反应器32大的大孔与小孔的比率。在另一个方面，第二脱金属反应器32将具有比第三脱金属反应器34大的大孔与小孔的比率。
可将管线26中的渣油进料流进料至第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34。第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34可串联布置，使得来自一个反应器的流出物级联进入另一个反应器的入口。预期在第一级加氢处理单元12中可提供更多或更少的脱金属反应器。第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34旨在使加热的渣油流脱金属，以便将新鲜进料流中的金属浓度降低40重量％至100重量％，并且通常65重量％至95重量％，以产生离开第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34中的一个、一些或全部的脱金属流出物流。脱金属的渣油流的金属含量可小于50wppm，并且优选介于1wppm和25wppm之间。第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34也可对渣油流进行脱硫和脱氮。相对于进料到反应器的渣油进料流，金属和硫浓度降低的脱金属的渣油流可离开第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34。
在第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34中的每一者中的优选的反应条件包括：66℃(151°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，以及优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，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)的压力，0.1hr-1至5hr-1，优选地0.2hr-1至2hr-1的新鲜渣油进料的液时空速，以及168Nm3/m3(1,000scf/bb1)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bb1)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bb1)至1，011Nm3/m3油(6,000scf/bb1)的氢速率。
第一级脱金属渣油流可离开第三脱金属反应器34，或者无论脱金属反应器30、32、34是否是第一脱金属流出物管线36中的料流上的最后一个，通过在管线24中与第一级氢流热交换来冷却并且进入包括第一级热分离器38的第一级分离段14。第一级分离段14包括一个或多个分离器，该一个或多个分离器与包括第一级热分离器38的第一加氢处理单元12下游连通。第一脱金属流出物管线36将冷却的脱金属流出物流递送至第一级热分离器38。因此，第一级热分离器38与第一脱金属反应器30、第二脱金属反应器32和第三脱金属反应器34下游连通。
第一级热分离器38将脱金属的渣油流分离，以在第一热塔顶管线40中提供含烃的第一级蒸气流，并且在第一热塔底管线42中提供含烃的第一级热液体流。第一级蒸气流包含来自脱金属的渣油流的大部分硫化氢。第一级液体流具有比脱硫的渣油流小的硫化氢浓度。第二级氢流可从管线40中的第一级蒸气流获得。
第一热分离器38在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，并且优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。第一级热分离器38可在比第一脱硫反应器34略低的压力下操作，导致通过居间设备的压降。第一级热分离器38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40中的含烃第一级蒸气流的温度可为第一级热分离器38的操作温度。第一热塔底管线42中的第一级热液体流可与第二氢管线68中的第二级氢流混合，并且被进料至第二加氢处理单元16。
在进入第一级冷分离器46之前，可通过与管线24中的第一级氢流进行热交换来冷却第一热塔顶管线40中的第一级热蒸气流。第一级冷分离器46可与热塔顶管线40下游连通。
由于在第一级加氢处理单元12中发生反应，其中从进料反应除去氮、氯和硫，因此形成氨和硫化氢。第一级热分离器38在第一热塔底管线42中将硫化氢和氨从第一级液体流中去除到热塔顶管线40中的第一级蒸气流中，以提供用于第二加氢处理单元16中的脱硫的变温和的脱金属的渣油流。
在特征升华温度下，氨和硫化氢将组合形成二硫化铵和氨，并且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。为了防止二硫化铵或氯化铵盐在输送第一级蒸气流的第一热塔顶管线40中的此类沉积，可通过第一水洗涤管线44将合适量的洗涤水引入第一热塔顶管线40中。
冷却的第一级蒸气流可在冷分离器46中分离以在第一冷塔顶管线48中提供包含富氢气体流的第一级冷蒸气流并且在第一冷塔底管线50中提供第一级冷液体流，富氢气体流包含氨和硫化氢。冷分离器46用于将富含氢的气体与第一级热蒸气流中的烃液体分离，以再循环至第二级加氢处理单元16。因此，第一级冷分离器46与第一级热分离器38的第一热塔顶管线40下游连通。
冷分离器46可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于最后脱金属反应器30、32、34和第一级热分离器38的压力(导致通过居间设备的压降)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。第一级冷分离器46可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2，901psig)之间的压力下操作。第一级冷分离器46还可具有用于收集水相的防护罩。第一冷塔底管线50中的第一级冷液体流的温度可为冷分离器46的操作温度。在一个实施方案中，在与第二冷塔底管线72中的第二级冷液体流混合之后，第一冷塔底管线50中的第一级冷液体流可被递送至冷闪蒸转筒70。冷闪蒸转筒70可与第一冷分离器46的第一冷塔底管线50下游连通。
第一冷塔顶管线48中的第一级冷蒸气流富含氢。因此，可从第一级冷蒸气流回收氢。然而，该流包含大部分的与脱金属的渣油流分离的硫化氢和氨。冷塔顶管线48中的冷蒸气流可通过塔盘式或填充式再循环洗涤塔52，其中冷蒸气流通过洗涤提取液(诸如通过管线54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。贫胺与第一级冷蒸气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”第一级冷蒸气流在再循环洗涤器塔顶管线56中从再循环洗涤器塔52的塔顶出口取出，并且富胺在再循环洗涤器塔底管线58中从再循环洗涤器塔的塔底出口处的塔底取出。来自塔底的废洗涤液可再生并再循环回到管线54中的再循环洗涤塔52。经洗涤的富氢料流经由再循环洗涤器塔顶管线56从洗涤器中排出，并且再循环管线60中的再循环部分可被添加到组成管线62中的组成氢流中，用于向第二级加氢处理单元16提供第二氢管线68中的第二级氢流。因此，第二氢管线68中的第二级氢流可从热塔顶管线40中的第一级蒸气流和第一级冷塔顶管线48中的第一级冷蒸气流中获取。再循环洗涤器塔顶管线56中的经洗涤的富氢流的另一部分可在管线64中吹扫和/或转发至氢回收单元66。再循环洗涤塔52可以介于38℃(100°F)和66℃(150°F)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。
脱金属的第一级液体流在第一热液体管线42中运输的第一级液体流中离开第一加氢处理单元12和第一级分离段14，其中金属、硫和氮的浓度相对于管线20中的渣油流减少。在焙烧的加热器中加热第二氢管线68中的第二级氢流，并且与第一热分离器塔底管线42中的脱金属的渣油流混合，并将其进料至第二加氢处理单元16。第一级液体流仍处于升高的温度下并且在进入第二级加氢处理单元16之前不需要进一步加热。在一个实施方案中，第二加氢处理单元16包括第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76，其可包括加氢脱硫(HDS)催化剂。可使用更多或更少的脱硫反应器。HDS催化剂可包含在γ氧化铝上的镍或钴和钼，以将有机硫转化成硫化氢。HDS催化剂可具有中孔孔径的单峰分布，其中催化剂颗粒上的至少50％的孔在10nm至50nm的范围内。第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76可与来自第一脱硫反应器74的级联到第二脱硫反应器76的入口中的流出物串联操作。第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76对脱金属的渣油进料进行脱硫，以将脱金属的渣油流中的硫浓度降低40重量％至100重量％，并且通常65重量％至95重量％，以在脱硫的流出物管线78中产生离开第二脱硫反应器76的脱硫流出物流。然而，大部分脱硫确实发生在第一级加氢处理单元12中。
第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76中的每一者中的优选的反应条件包括：66℃(151°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，以及优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，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)的压力，0.1hr-1至5hr-1，优选地0.2hr-1至2hr-1的新鲜渣油进料的液时空速，以及168Nm3/m3(1,000scf/bb1)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bb1)，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bb1)至1，011Nm3/m3油(6,000scf/bb1)的氢速率。
第二级脱硫渣油流可在脱硫的流出物管线78中离开第二脱硫反应器74，通过也许与管线24(未示出)中的第一级氢流进行热交换来冷却，并进入包括第二级热分离器80的第二级分离段18。第二级分离段18包括一个或多个分离器，该一个或多个分离器与包括第二级热分离器80的第二加氢处理单元16下游连通。第一脱硫流出物管线78将冷却的脱硫流出物流递送至第二级热分离器80。因此，第二级热分离器80与第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76下游连通。
第二级热分离器80分离脱硫的流出物流，以在第二热塔顶管线82中提供含烃的第二级蒸气流，并且在第二热塔底管线84中提供含烃的第二级热液体流。第二级热分离器80在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，并且优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。第二级热分离器80可在比第二脱硫反应器76略低的压力下操作，导致通过居间设备的压降。第二级热分离器38可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。第二热塔顶管线82中的含烃第二级蒸气流的温度可为第二级热分离器80的操作温度。可将第二热塔底管线84中的第二级热液体流进料至热闪蒸转筒86。
在进入第二级冷分离器88之前，可通过热交换来冷却第二热塔顶管线82中的第二级热蒸气流。第二级冷分离器88与第二级热分离器80的热塔顶管线82下游连通。在特征升华温度下，第二热塔顶管线82中的氨和硫化氢将组合以形成二硫化铵和氨，并且氯将组合以形成氯化铵。为了防止二硫化铵或氯化铵盐在输送第二热蒸气流的第二热塔顶管线82中沉积，可通过第二水洗涤管线90将合适量的洗涤水引入第二热塔顶管线82中。
第二级热蒸气流可在第二级冷分离器88中分离以在第二冷塔顶管线92中提供包含富氢气体流的第二级冷蒸气流(变为第一级氢流)并且在第二冷塔底管线72中提供第二级冷液体流，富氢气体流包含氨和硫化氢。第二级冷分离器88用于将富氢气体从第二级热蒸气流中的烃液体分离成第二级冷蒸气流，以再循环至第二冷塔顶管线92中的第一级加氢处理单元12。富含氢的第二级冷蒸气流可在压缩机94中压缩以用于作为第一氢管线24中的第一级氢流再循环利用。因此，第一氢管线24中的第一级氢流可从第二级热塔顶管线82中的第二级蒸气流和第二级冷塔顶管线92中的第二级冷蒸气流中获取。在一个方面，在将水流与渣油进料流20混合之前，将水流从水进料管线28泵送到管线24中的第一级氢流中，与之混合并在一个或多个换热器中与第一级氢流加热。
第二级冷分离器88可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于第二脱硫反应器76和第二级热分离器80的压力(导致通过居间设备的压降)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。第二级冷分离器88可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2，901psig)之间的压力下操作。第二级冷分离器88还可具有用于收集水相的防护罩。第二冷塔底管线72中的第二级冷液体流的温度可为冷分离器88的操作温度。可将第二冷塔底管线72中的第二级冷液体流递送至冷闪蒸转筒70并在冷闪蒸转筒70中一起分离。在一个实施方案中，第二冷液体塔底管线72中的第二级冷液体流可与第一冷塔底管线50中的第一级冷液体流混合，并且在冷闪蒸转筒70中一起分离。
可以将第二热塔底管线84中的含烃第二热液体流送至分馏。在一个方面，第二热塔底管线84中的第二热液体流可在压力下被压低并在热闪蒸转筒86中闪蒸以在热闪蒸塔顶管线94中提供轻质端的热闪蒸蒸气流，并且在热闪蒸塔底管线96中提供热闪蒸液体流。热闪蒸转筒86可直接与第二热塔底管线84下游连通，并且与第二加氢处理单元16下游连通。在一个方面，热闪蒸塔底管线96中的热闪蒸液体流可转发至产物分馏，产物分馏之前可进行汽提以从包含脱硫渣油流的产物流中去除硫化氢。因此，汽提塔和分馏塔可与热闪蒸转筒86和热闪蒸塔底管线96下游连通。
热闪蒸转筒86可在与第二热分离器80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96中的闪蒸热液体流的温度可为热闪蒸转筒86的操作温度。
在一个方面，第二冷塔底管线72中的第二冷液体流可送至分馏。在另一个方面，第二冷液体流可在压力下下降并在冷闪蒸转筒70中闪蒸，以从第二冷塔底管线72中的第二冷液体流分离燃料气体并且在冷闪蒸塔底管线100中提供冷闪蒸液体流。冷闪蒸转筒70可与冷分离器88的第二冷塔底管线72直接下游连通。在另一个方面，冷闪蒸转筒70可分离第一冷塔底管线50中的第一冷液体流，以在冷闪蒸塔顶管线98中提供燃料气体流，并且在冷闪蒸塔底管线100中提供冷闪蒸液体流。在一个方面，第二冷塔底管线72中的第二冷液体流和第一冷塔底管线50中的第一冷液体流可在冷闪蒸转筒70中一起闪蒸分离。冷闪蒸塔底管线100中的冷闪蒸液体流可送至产物分馏，产物分馏可通过汽提进行以从包含脱硫渣油流的产物流中去除硫化氢。因此，汽提塔和分馏塔可与冷闪蒸转筒70和冷闪蒸塔底管线100下游连通。
第一冷塔底管线50中的第一冷液体流和第二冷塔底管线72中的第二冷液体流可一起或分开地进入冷闪蒸转筒70中。在一个方面，第一冷塔底管线50接合第二冷塔底管线72并一起进料冷闪蒸转筒70。
冷闪蒸转筒70可在与第二冷分离器88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70的防护罩去除闪蒸的含水料流。闪蒸冷塔底管线100中的闪蒸冷液体流的温度可与冷闪蒸转筒70的操作温度相同。
实施例
进行实验以测定主题方法对具有实施例1中的脱金属步骤和实施例2中的脱硫步骤的渣油流脱硫的改善效应。原料为具有36,000wppm硫，31wppm镍，89wppm钒和13重量％康拉德逊碳残渣的阿拉伯中等大气压渣油。该设备涉及三个管状下流式反应器。反应器1加载有购自Albemarle的KFR-15催化剂，该催化剂被设计用于加氢脱金属反应。反应器2加载有购自Albemarle的53重量％的KFR-15催化剂和47重量％的15KFR-33催化剂，该催化剂也被设计用于加氢脱金属反应。反应器3加载有购自Albemarle的KFR-70催化剂，该催化剂被设计用于加氢脱硫反应。所有反应器也在催化剂床中加载有惰性石英作为稀释剂以确保均匀的流动分布。
实施例1
实施例1由一对实验组成，进行该实验以用于测定水注入的效应。使用反应器1、反应器2和反应器3以相同的温度和重量时空速度串联，并且不进行级间分离，将相同的构型与加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂一起施加。唯一的区别是，向实验1B中的脱金属反应器的进料注入了水，而实验1A没有将水注入进料中。
表1示出了使用HDM和HDS催化剂两者的反应器1、2和3的单级实施例的实验条件。水速率基于新鲜的进料重量。温度为催化剂重量平均温度。重量时空速度仅基于烃渣油进料的重量。
表1
实验 1A 1B
催化剂 HDM+HDS HDM+HDS
硫，wppm 36000 36000
水速率，wt％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 727(386) 727(386)
实施例2
实施例2由一对实验组成，进行该实验以用于仅在具有和不具有水注入的相同温度下使用反应器1和反应器2来测定基线加氢脱金属性能，以举例说明第一脱金属级。收集产物以用作第二脱硫级的脱金属进料。
表2示出了仅使用HDM催化剂的反应器1和反应器2的第一级实施例的实验条件。水速率基于新鲜的进料重量。温度为催化剂重量平均温度。重量时空速度仅基于烃渣油进料的重量。
表2
实验 2A 2B
催化剂 HDM HDM
硫，wppm 36000 36000
水速率，wt％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 711(377) 711(377)
实施例3
实施例3由一对实验组成，进行该实验以用于仅在具有和不具有水注入的相同温度下使用反应器1和反应器2来测定基线加氢脱金属性能，以举例说明第一脱金属级。收集产物以用作第二脱硫级的脱金属进料。实施例3与实施例2的关键差异在于反应器温度。
表3示出了仅使用HDM催化剂的反应器1和反应器2的第一级实施例的实验条件。水速率基于新鲜的进料重量。温度为催化剂重量平均温度。重量时空速度仅基于烃渣油进料的重量。
表3
实验 3A 3B
催化剂 HDM HDM
硫，wppm 36000 36000
水速率，wt％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 726(386) 726(386)
实施例4
将得自实施例2的脱金属的渣油产物用作实施例4的脱硫级的进料，以举例说明具有和不具有级间分离以去除硫化氢的方法。为了表示具有分离步骤的两级概念，将硫化氢浓度降低至0，并且将流量降低15重量％，以表示从脱金属的渣油进料流中去除第一级蒸气流。由于设备不能保持来自第一级的蒸气，因此我们将3体积％的硫化氢添加到第二脱硫级的进料中以表示基本情况，而不会进行级间蒸气去除。使用Unisim模拟软件测定具有和不具有级间分离的硫化氢浓度以及总体流量。为了使比较等同，我们通过级间分离来降低水注入情况中的进料流量，以保持空速等同。就具有级间分离情况的水注入而言，流量降低了15重量％，类似于级间分离情况。
表4示出了第二脱硫级的条件和结果。重量时空速度是基于仅进料至第二脱硫级的液体烃。温度为催化剂重量平均温度。硫浓度处于液体产物中。
表4
Figure BDA0002291693680000141
Figure BDA0002291693680000151
实施例5
与实施例4类似，将得自实施例3的脱金属的渣油产物用作实施例5的脱硫级的进料，以举例说明具有和不具有级间分离以去除硫化氢的方法。为了表示具有分离步骤的两级概念，将硫化氢浓度降低至0，并且将流量降低15重量％，以表示从脱金属的渣油进料流中去除第一级蒸气流。由于设备不能保持来自第一级的蒸气，因此我们将3体积％的硫化氢添加到第二脱硫级的进料中以表示基本情况，而不会进行级间蒸气去除。使用Unisim模拟软件测定具有和不具有级间分离的硫化氢浓度和总体流量。为了使比较等同，我们通过级间分离来降低水注入情况中的进料流量，以保持空速等同。就具有级间分离情况的水注入而言，流量降低了15重量％，类似于级间分离情况。
表5示出了第二脱硫级的条件和结果。重量时空速度是基于仅进料至第二脱硫级的液体烃。温度为催化剂重量平均温度。硫浓度处于液体产物中。
表5
Figure BDA0002291693680000152
表6、表7和表8总结了使用式1对表1、表4和表5的结果的脱硫速率常数计算：
Figure BDA0002291693680000153
a.(1)
在式1中，“k”为速率常数。“WHSV”是基于进料至第一脱金属级和第二脱硫级的液态烃的重量时空速度。“温度”是两个级上的平均反应器温度，以°F为单位。当以wppm为单位时，硫含量以36000/1×106施加。“E/R”是将用于加氢脱硫的活化能与气体常数相平衡的激活项。我们已将E/R取为22,000，其中700°F为参考温度。
表6计算了来自实施例1的数据的反应速率常数。
表6
基本情况 仅水注入
进料中的硫含量，wppm 36000 36000
液体产物中的硫含量，wppm 3895 3409
温度，°F(℃) 727(386) 727(386)
WHSV，1/hr 0.34 0.34
活化能项，E/R，cal/mol 22000 22000
脱硫反应次序，n 2 2
速率常数，k，1/hr 50.6 58.6
改善δ 0 8.0
速率常数k表示有机硫转化为硫化氢和烃的速度。注入到脱金属级的水的速率常数的改善显示为81/hr。
表7计算了来自相关实施例2和实施例4的反应速率常数的数据。
表7
Figure BDA0002291693680000161
速率常数k表示有机硫转化为硫化氢和烃的速度。水注入脱金属级之后在脱硫级之前去除硫化氢的速率常数的改善比实施例2和实施例4的水注入和硫化氢去除中的每一个的单个速率常数的改善大42％。因此，在脱金属级注入水，然后在脱硫级之前去除硫化氢提供了意料不到的协同效应。
表8计算了来自相关实施例3和实施例5的数据的反应速率常数。
表8
Figure BDA0002291693680000171
水注入脱金属级之后在脱硫级之前去除硫化氢的速率常数的改善比实施例3和实施例5的水注入和硫化氢去除中的每一个的单个速率常数的改善大41％。因此，在脱金属级注入水，然后在脱硫级之前去除硫化氢提供了对来自实施例2和实施例4以及实施例3和实施例5的数据的意料不到的协同效应。
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处理烃渣油流的方法，所述方法包括将水流和第一级氢流添加到渣油流中；在存在所述第一级氢流的情况下，在脱金属催化剂上加氢处理所述渣油流以对所述渣油流进行脱金属，从而提供在金属和硫浓度方面降低的脱金属的渣油流；将所述脱金属的渣油流分离成包含硫化氢的第一级蒸气流和具有比所述脱金属的渣油流中小的硫化氢浓度的第一级液体流；将第二级氢流添加到所述第一级液体流中；在脱硫催化剂和所述第二级氢流上加氢处理所述第一级液体流，以提供脱硫的渣油流。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、任一个或所有实施方案，还包括在将所述水流添加到所述渣油流之前，将所述水流添加到所述第一级氢流中。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一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在所述水流处于所述第一级氢流中时加热所述水流和所述第一级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括分离所述脱硫的渣油流以提供第二级蒸气流和第二级液体流，并且从所述第二级蒸气流获取所述第一级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括将所述第二级蒸气流分离成所述第一级氢流和第二级冷液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括在添加所述水流并加热所述第一级氢流之前压缩所述第一级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括将所述第一级蒸气流分离成第一级冷蒸气流和第一级冷液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括分离所述第一级冷液体流和所述第二级冷液体流以提供燃料气体流和冷闪蒸液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括分离所述第二级液体流以提供热闪蒸蒸气流和热闪蒸液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括分馏所述热闪蒸液体流和所述冷闪蒸液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括分离所述第一级冷液体流和所述第二级冷液体流以提供燃料气体流和冷闪蒸液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括从第一级冷蒸气流获取所述第二级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括在操作的多个反应器中在脱金属催化剂上加氢处理渣油流，其中一个反应器接收进料，而另一个反应器在其中的催化剂被置换或再生时不接收进料。
本发明的第二实施方案是用于加氢处理烃渣油流的方法，该方法包括混合水流和第一级氢流；加热混合的水流和第一级氢流；将加热的混合水流和第一级氢流添加到渣油流中；在存在所述第一级氢流的情况下，在脱金属催化剂上加氢处理所述渣油流以对所述渣油流进行脱金属，从而提供在金属和硫浓度方面降低的脱金属的渣油流；将所述脱金属的渣油流分离成包含硫化氢的第一级蒸气流和具有比所述脱金属的渣油流中小的硫化氢浓度的第一级液体流；将第二级氢流添加到所述第一级液体流中；在脱硫催化剂和所述第二级氢流上加氢处理所述第一级液体流，以提供脱硫的渣油流。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、任一个或所有实施方案，还包括分离所述脱硫的渣油流以提供第二级蒸气流和第二级液体流，并且从所述第二级蒸气流获取所述第一级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括将所述第二级蒸气流分离成所述第一级氢流和第二级冷液体流。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、任一个或所有实施方案，还包括在添加所述水流并加热所述第一级氢流之前压缩所述第一级氢流。
本发明的第三实施方案是用于氢化裂解烃渣油流的方法，所述方法包括将水流和第一级氢流添加到渣油流中；在存在所述第一级氢流的情况下，在脱金属催化剂上加氢处理所述渣油流以对所述渣油流进行脱金属，从而提供在金属和硫浓度方面降低的脱金属的渣油流；将所述脱金属的渣油流分离成包含硫化氢的第一级蒸气流和具有比所述脱金属的渣油流中小的硫化氢浓度的第一级液体流；将第二级氢流添加到所述第一级液体流中；在脱硫催化剂和所述第二级氢流上加氢处理所述第一级液体流，以提供脱硫的渣油流；分离所述脱硫的渣油流以提供第二级蒸气流和第二级液体流，并且从所述第二级蒸气流获取所述第一级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括从第一级蒸气流获取所述第二级氢流。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、任一个或所有实施方案，还包括在将水流添加到渣油流之前，将水流添加到第一级氢流中，并且在水流处于第一级氢流中时加热水流和第一级氢流。
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 (9)

1.一种用于加氢处理烃渣油流以将所述烃渣油流脱金属并脱硫的方法，所述方法包括：
将水流和第一级氢流添加到渣油流中；
在存在所述第一级氢流的情况下，在脱金属催化剂上在343℃至399℃的温度下加氢处理所述渣油流以对所述渣油流进行脱金属，从而提供在金属和硫浓度方面降低的脱金属的渣油流；
将所述脱金属的渣油流分离成包含硫化氢的第一级蒸气流和具有比所述脱金属的渣油流中小的硫化氢浓度的第一级液体流；
将第二级氢流添加到所述第一级液体流中；
在脱硫催化剂和所述第二级氢流上加氢处理所述第一级液体流，以提供脱硫的渣油流；以及
分离所述脱硫的渣油流以提供第二级蒸气流和第二级液体流，并且从所述第二级蒸气流中获取所述第一级氢流。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括在将所述水流添加到所述渣油流之前，将所述水流添加到所述第一级氢流中。
3.根据权利要求2所述的方法，还包括在所述水流处于所述第一级氢流中时加热所述水流和所述第一级氢流。
4.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述第二级蒸气流分离成所述第一级氢流和第二级冷液体流。
5.根据权利要求4所述的方法，还包括在添加所述水流并加热所述第一级氢流之前压缩所述第一级氢流。
6.根据权利要求4所述的方法，还包括将所述第一级蒸气流分离成第一级冷蒸气流和第一级冷液体流。
7.根据权利要求6所述的方法，还包括分离所述第一级冷液体流和所述第二级冷液体流以提供燃料气体流和冷闪蒸液体流。
8.根据权利要求7所述的方法，还包括分离所述第二级液体流以提供热闪蒸蒸气流和热闪蒸液体流。
9.根据权利要求8所述的方法，还包括分馏所述热闪蒸液体流和所述冷闪蒸液体流。
CN201880035186.0A 2017-06-02 2018-05-24 用于加氢处理残余料流的方法 Active CN110709491B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US15/612,425 US10253272B2 (en) 2017-06-02 2017-06-02 Process for hydrotreating a residue stream
US15/612,425 2017-06-02
PCT/US2018/034362 WO2018222493A1 (en) 2017-06-02 2018-05-24 Process for hydrotreating a residue stream

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN110709491A CN110709491A (zh) 2020-01-17
CN110709491B true CN110709491B (zh) 2021-09-10

Family

ID=64455075

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201880035186.0A Active CN110709491B (zh) 2017-06-02 2018-05-24 用于加氢处理残余料流的方法

Country Status (4)

Country Link
US (1) US10253272B2 (zh)
EP (1) EP3630925A4 (zh)
CN (1) CN110709491B (zh)
WO (1) WO2018222493A1 (zh)

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US11028326B2 (en) * 2018-01-30 2021-06-08 Uop Llc Process for hydrotreating a residue stream with hydrogen recycle
US10800984B1 (en) * 2019-08-31 2020-10-13 Uop Llc Process for hydrotreating a hydrocarbon residue stream
US20210130705A1 (en) * 2019-10-31 2021-05-06 Saudi Arabian Oil Company Enhanced hydroprocessing process with ammonia and carbon dioxide recovery

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101356252A (zh) * 2005-12-16 2009-01-28 雪佛龙美国公司 集成的重油改质方法和在线加氢精制方法
CN104039932A (zh) * 2011-11-04 2014-09-10 沙特阿拉伯石油公司 具有集成中间氢分离和纯化的加氢裂化方法

Family Cites Families (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3617525A (en) 1969-04-03 1971-11-02 Exxon Research Engineering Co Residuum hydrodesulfurization
US3767569A (en) 1971-12-10 1973-10-23 F Mayer Hydrodesulfurization of hydrocarbon residuum with catalytic oil-slurry and fixed-bed zones
US3876530A (en) 1973-08-22 1975-04-08 Gulf Research Development Co Multiple stage hydrodesulfurization with greater sulfur and metal removal in initial stage
US4054508A (en) * 1975-02-21 1977-10-18 Mobil Oil Corporation Demetalation and desulfurization of residual oil utilizing hydrogen and trickle beds of catalysts in three zones
JPS5850674B2 (ja) 1979-05-22 1983-11-11 千代田化工建設株式会社 金属類を含有する重質油の水素化処理方法
US4401561A (en) 1981-12-21 1983-08-30 Uop Inc. Hydrotreating process with ammonia injection to reaction zone effluent
US4424116A (en) 1982-03-25 1984-01-03 Ashland Oil, Inc. Converting and stripping heavy hydrocarbons in two stages of riser conversion with regenerated catalyst
US4556540A (en) 1982-05-17 1985-12-03 Ashland Oil, Inc. Separation of regenerated catalyst from combustion products
US4560466A (en) * 1984-10-29 1985-12-24 Phillips Petroleum Company Hydrodemetallization of heavy oils in the presence of water
US5210061A (en) 1991-09-24 1993-05-11 Union Oil Company Of California Resid hydroprocessing catalyst
FR2784687B1 (fr) 1998-10-14 2000-11-17 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures avec reacteurs permutables et introduction d'un distillat moyen
US20020056664A1 (en) * 2000-09-07 2002-05-16 Julie Chabot Extension of catalyst cycle length in residuum desulfurization processes
EP1188811B1 (en) 2000-09-15 2004-07-07 Haldor Topsoe A/S Process for the catalytic hydrotreating of silicon containing naphtha
BR0017384B1 (pt) 2000-12-11 2011-04-05 processo de hidrotratamento de uma fração pesada de hidrocarbonetos com reatores permutáveis e reatores curto-circuitáveis.
US6740226B2 (en) * 2002-01-16 2004-05-25 Saudi Arabian Oil Company Process for increasing hydrogen partial pressure in hydroprocessing processes
US8435400B2 (en) * 2005-12-16 2013-05-07 Chevron U.S.A. Systems and methods for producing a crude product
US7575670B1 (en) 2006-05-22 2009-08-18 Uop Llc Process for the production of low sulfur diesel from an asphaltene-containings feedstock
US7771584B2 (en) 2006-12-06 2010-08-10 Chevron U.S.A. Inc. Integrated unsupported slurry catalyst preconditioning process
WO2009073436A2 (en) 2007-11-28 2009-06-11 Saudi Arabian Oil Company Process for catalytic hydrotreating of sour crude oils
FR2940143B1 (fr) 2008-12-18 2015-12-11 Inst Francais Du Petrole Catalyseurs d'hydrodemetallation et d'hydrodesulfuration et mise en oeuvre dans un procede d'enchainement en formulation unique
FR2950072B1 (fr) 2009-09-11 2013-11-01 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydroconversion en lit fixe d'un petrole brut, etete ou non, a l'aide de reacteurs permutables pour la production d'un brut synthetique preraffine.
US20110163004A1 (en) 2010-01-07 2011-07-07 Lourenco Jose J P Upgrading heavy oil
US9334452B2 (en) 2010-06-30 2016-05-10 Chevron U.S.A. Inc. Two-stage, close-coupled, dual-catalytic heavy oil hydroconversion process
FR2970260B1 (fr) 2011-01-10 2014-07-25 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydrotraitement de charges lourdes d'hydrocarbures avec des reacteurs permutables incluant au moins une etape de court-circuitage d'un lit catalytique
FR2970261B1 (fr) 2011-01-10 2013-05-03 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydrotraitement de charges lourdes d'hydrocarbures avec des reacteurs permutables incluant au moins une etape de permutation progressive
FR2970478B1 (fr) 2011-01-18 2014-05-02 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydroconversion en lit fixe d'un petrole brut, etete ou non, un fractionnement, puis un desasphaltage de la fraction lourde pour la production d'un brut synthetique preraffine
RU2462501C1 (ru) * 2011-05-27 2012-09-27 Государственное образовательное учреждение Высшего профессионального образования Национальный исследовательский Томский политехнический университет Способ деметаллизации и обессеривания сырой нефти в потоке
FR2981659B1 (fr) 2011-10-20 2013-11-01 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydroconversion en lit bouillonnant et une etape d'hydrotraitement en lit fixe pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
FR2983866B1 (fr) 2011-12-07 2015-01-16 Ifp Energies Now Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
CN103805233A (zh) 2012-11-14 2014-05-21 中国石油天然气股份有限公司 一种加氢催化剂干法预硫化方法在渣油加氢可切换反应器系统的应用

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101356252A (zh) * 2005-12-16 2009-01-28 雪佛龙美国公司 集成的重油改质方法和在线加氢精制方法
CN104039932A (zh) * 2011-11-04 2014-09-10 沙特阿拉伯石油公司 具有集成中间氢分离和纯化的加氢裂化方法

Also Published As

Publication number Publication date
EP3630925A4 (en) 2021-02-24
US20180346829A1 (en) 2018-12-06
WO2018222493A1 (en) 2018-12-06
US10253272B2 (en) 2019-04-09
CN110709491A (zh) 2020-01-17
EP3630925A1 (en) 2020-04-08

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US9777229B2 (en) Process and apparatus for hydroprocessing and cracking hydrocarbons
CN111684047B (zh) 用氢气再循环加氢处理残留物流的方法
US9783749B2 (en) Process and apparatus for cracking hydrocarbons with recycled catalyst to produce additional distillate
CN110709491B (zh) 用于加氢处理残余料流的方法
WO2014120491A1 (en) Upgrading raw shale-derived crude oils to hydrocarbon distillate fuels
CN108698822B (zh) 从气体料流中回收氢气和液化石油气的方法
CN108699452A (zh) 用于加氢精制分馏塔顶石脑油的方法和装置
US10774273B2 (en) Process and apparatus for recovering hydrogen from residue hydroprocessing
KR20190104527A (ko) 방향족 포화를 사용하여 2 단계로 잔사 스트림을 수소화분해하기 위한 방법 및 장치
CN111315849B (zh) 用于对烃流进行加氢加工的方法和装置
CN108472572B (zh) 用于从psa尾气回收轻质烃的方法和装置
US9890338B2 (en) Process and apparatus for hydroprocessing and cracking hydrocarbons
US9732290B2 (en) Process and apparatus for cracking hydrocarbons with recycled catalyst to produce additional distillate
CN108699453B (zh) 用于加氢精制汽提塔顶石脑油的方法和装置
CN111315850A (zh) 用于汽提经加氢处理的流出物以改善氢回收的方法
US9567537B2 (en) Process and apparatus for producing and recycling cracked hydrocarbons
US10800984B1 (en) Process for hydrotreating a hydrocarbon residue stream
US9809766B2 (en) Process and apparatus for producing and recycling cracked hydrocarbons
CN116802262A (zh) 用于对烃进料料流进行氢化裂解的方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant