CN110753740A - 用于对加氢处理液体流进行加氢异构化的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

加氢异构化反应器移至高压加氢处理单元下游的低压区中。在对冷流特性规格较不严格的较暖和的月份期间可易于使该加氢异构化反应器离线。该加氢异构化反应器还在比加氢处理反应器低的压力下操作，从而需要较少的资本和操作费用。

Description

用于对加氢处理液体流进行加氢异构化的方法和设备
优先权声明
本专利申请要求2017年6月22日提交的美国申请15/630414的优先权，其内容据此全文以引用方式并入。
技术领域
领域是加氢处理液体流的加氢异构化。
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。
加氢处理是用于从烃流中除去杂原子诸如硫和氮以满足燃料规格并饱和烯烃或芳族化合物的加氢处理方法。加氢处理可在高压或低压下进行，但通常在比加氢裂化更低的压力下操作。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。加氢异构化或脱蜡是一种在氢气和加氢异构化催化剂存在下增加烃主链上的烷基支化以改善烃的冷流特性的加氢处理方法。
柴油燃料流必须满足冷流特性规格，特别是对于冬季燃料使用。一种冷流特性是“倾点”，其为烃流变为半固态并失去其流动特性所处于的温度。高倾点通常与较高的正构烷烃含量或包含较高碳数的正构烷烃含量有关。另一个冷流特性是“浊点”，其为烃流中的蜡开始形成浑浊外观所处于的温度。柴油燃料的“冷滤点”是固化蜡的存在会堵塞发动机中的燃料过滤器和燃料喷射器所处于的温度。蜡还可能积聚在冷表面上，例如管道或热交换器管上，并与水形成乳液。
当加氢裂化瓦斯油时，柴油产品的冷流特性规格可能通过要求较低的柴油分馏点来限制可获得的柴油收率。希望降低产品柴油的冷流特性温度值而不降低柴油的分馏点以保持更多的柴油收率。这可通过添加加氢异构化单元来降低冷流特性温度值而不降低柴油的分馏点来实现。加氢处理的柴油也可被加氢异构化以改善其冷流特性。
冷流特性通常仅是环境温度较低的冬季月份的一个问题。因此，在冬季以外的几个月内由于不需要改善冷流特性，故加氢异构化反应器可能关闭。将加氢异构化催化剂与其他加氢处理催化剂一起放置在反应器中可能会损害或降低加氢处理催化剂的性能。将加氢异构化催化剂放置在高压回路中的一个单独的反应器中，要求使加氢异构化反应器在夏季月份中离线。然而，用于关闭的程序很复杂，并且关闭需要高压隔离阀和复杂的减压回路。
因此，持续需要用于加氢处理和加氢异构化烃流的改进的方法和设备。
发明内容
加氢异构化反应器位于高压加氢处理单元下游的低压区中。在对冷流特性规格较不严格的较暖和的月份期间可易于使加氢异构化反应器离线。加氢异构化反应器还在比加氢处理反应器低的压力下操作，从而需要较少的资本和操作费用。
附图说明
图1是在分馏区下游具有加氢异构化反应器的加氢处理单元的示意图。
图2是在分馏区下游具有加氢异构化反应器的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主体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主体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“绕过”是指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。
如本文所用，术语“富组分流”是指从容器出来的富流具有比到容器的进料大的组分浓度。
如本文所用，术语“贫组分流”是指从容器出来的贫流具有比到容器的进料小的组分浓度。
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。顶部压力是塔的蒸汽出口处塔顶蒸气的压力。塔底温度是液体塔底出口温度。除非另行指出，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。汽提塔通常省略了塔的塔底的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质(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 86得出的样品开始沸腾的温度。
如本文所用，术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86得出的样品分别沸腾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“柴油分馏点”为使用TBP蒸馏方法得出的343℃(650°F)至399℃(750°F)之间。
如本文所用，术语“柴油沸腾范围”是指IBP在132℃(270°F)与210℃(410°F)之间的范围内且具有使用TBP蒸馏方法得出的柴油分馏点的烃沸腾。
如本文所用，术语“柴油转化率”是指进料向沸点等于或低于柴油沸腾范围中的柴油分馏点的材料的转化率。
如本文所用，术语“煤油沸腾范围”是指IBP在120℃(248°F)与150℃(302°F)之间的范围内且使用TBP蒸馏方法得出煤油分馏点在132℃(270°F)与260℃(500°F)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，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐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“主要的”或“占优势”是指大于50％，适当地大于75％，并且优选地大于90％。
具体实施方式
本发明的方法和设备将加氢异构化反应器置于加氢处理单元的下游。加氢异构化反应器可移至汽提塔的下游，进入流动方案的低压区。在较低压力下有利于加氢异构化反应，因此在高压加氢处理区外进行加氢异构化是有利的。当上游加氢处理或加氢裂化反应器在高得多的氢气分压下运行时，仍然可满足所有产品规格(例如柴油颜色、十六烷、API、硫和氮浓度)。在较低压力下操作加氢异构化反应器可降低资本和操作费用。加氢处理反应器可装满加氢处理催化剂，而不必将体积让给加氢异构化催化剂，加氢异构化催化剂相反负载在专用的下游反应器中。采用匹配或超过上游加氢处理反应器的合理循环长度，可实现20℃至25℃的倾点降低。
在图1中，用于加氢处理烃的加氢处理单元10包括加氢处理单元12、分离区14、产物回收区20和加氢异构化单元110。将烃管线16中的含烃流和氢气管线18中的氢气流进料至加氢处理单元12。加氢处理流出物在分离区14中分离出来，并在产品回收区20中进行分馏。
循环氢气管线28中的循环氢气流可由来自管线22的补充氢气流补充，以在氢气管线18中提供氢气流。氢气流可加入进料管线16中的含烃流以在进料管线23中提供烃进料流。进料管线23中的烃进料流可在火焰加热器中加热并进料到加氢处理反应器中，该加氢处理反应器是加氢处理反应器24。烃进料流在作为加氢处理反应器24的加氢处理反应器中进行加氢处理。具体地，将烃进料流在加氢处理反应器24中进行加氢处理。
在一个方面，本文描述的方法和设备特别适用于加氢处理包含在柴油范围内沸腾的原料的烃进料流。优选的原料包括来自粗制塔的直馏柴油，其可包括在煤油沸腾范围内沸腾的物质。在煤油范围内沸腾的原料也可以是该方法的合适进料。该原料可被称为馏出原料。
加氢处理是在合适的催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，该合适的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。因此，术语“加氢处理(hydroprocessing)”在本文中将包括术语“加氢处理(hydrotreating)”。
加氢处理反应器24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，以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂的各种组合。预期加氢处理反应器24在液态烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。加氢处理反应器24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。加氢处理反应器24可提供10体积％至30体积％的单程转化率。
加氢处理反应器24可包括加氢处理催化剂的保护床，之后是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。补充氢气可在加氢处理反应器24中的催化剂床之间的级间位置处添加。
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，更优选地钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在本说明书的范围内的是，在同一加氢处理反应器24中使用多于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。
优选的加氢处理反应条件包括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)的温度，4.1MPa(表压)(600psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.1hr-1、合适地0.5hr-1至5hr-1、优选地1.5hr-1至4hr-1的新鲜含烃原料的液时空速以及84Nm3/m3(500scf/bbl)至1，011Nm3/m3油(6，000scf/bb1)、优选地168Nm3/m3油(1,000scf/bb1)至674Nm3/m3油(4,000scf/bb1)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。
加氢处理反应器24提供加氢处理流出物流，其在加氢处理流出物管线26中离开加氢处理反应器24。加氢处理流出物流包含将在包含一个或多个分离器的分离区14中分离为液体加氢处理流和气态加氢处理流的材料。分离区14与加氢处理反应器24下游连通。
在一个方面，可将加氢处理流出物管线26中的加氢处理流出物流与管线16中的烃进料流进行热交换以在进入热分离器32之前被冷却。热分离器32分离加氢处理流出物，以在塔顶管线34中提供含烃热气态流，并在塔底管线36中提供含烃热液体流。热分离器32可与加氢处理反应器24下游连通。热分离器32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。考虑到居间设备的压降，热分离器32可在比加氢处理反应器24略低的压力下操作。热分离器可大约在加氢处理反应器24的压力减去摩擦损耗的压力下操作。液态含烃热液体流36的温度可为热分离器32的操作温度。
在进入冷分离器38之前，可冷却塔顶管线34中的热气体流。由于在加氢处理反应器24中发生了从进料除去氮、氯和硫的反应，因此形成氨和硫化氢。在特征温度下，氨和硫化氢将化合形成二硫化铵，并且氨和氯将化合形成氯化铵。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管线34中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可在管线34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上游的管线34中。
热气体流可在冷分离器38中分离以在塔顶管线40中提供包括富氢气体流的冷气体流并且在冷塔底管线42中提供冷液体流。冷分离器38用于从加氢处理流出物中的烃中分离氢，以用于再循环到冷塔顶管线40中的加氢处理反应器24。因此，冷分离器38与热分离器32的塔顶管线34和加氢处理反应器24下游连通。冷分离器38可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于加氢处理反应器24和热分离器32的压力(考虑到居间设备的压降)下操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液态烃处于塔底。冷分离器38还可具有用于收集水相的储槽。冷液体流的温度可为冷分离器38的操作温度。
热塔底管线36中的含烃热液体流可发生压降，并在汽提塔60中以热加氢处理流出物流的形式进行汽提。在一个方面，热塔底管线36中的热液体流可发生压降并在热闪蒸罐(未示出)中闪蒸以降低管线36中的热液体流的压力。
在一个方面，将冷塔底管线42中的冷液体流在汽提塔60中以冷加氢处理流出物流的形式进行汽提。在另一个方面，冷液体流可发生压降并在冷闪蒸罐(未示出)中闪蒸，以降低塔底管线42中的冷液体流的压力。可从冷分离器38中的储槽中除去冷含水流。
塔顶管线40中的冷气体流富含氢气。因此，可从冷气体流回收氢气。塔顶管线40中的冷气体流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔56，其中冷气体流被洗涤提取液(诸如胺水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢的酸性气体萃取到水溶液中来除去该酸性气体。在再循环洗涤塔56中，冷气体流在塔底附近的入口处进入再循环洗涤塔56并向上流动，而溶剂管线中的贫胺流在塔顶附近的入口处进入汽提洗涤塔并向下流动。优选的贫胺包括链烷醇胺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。来自塔底的用过的洗涤液可再生并再循环回到再循环洗涤塔56。经洗涤的富氢气流经由塔顶管线58从洗涤器排出，并且可在再循环压缩机中压缩以在再循环管线28中提供再循环氢气流。再循环管线28中的再循环氢气流可用来自补充管线22中的补充氢气流补充，以在氢气管线18中提供氢气流。管线28中的一部分材料可被引导至加氢处理反应器24中的中间催化剂床出口，以控制随后的催化剂床(未示出)的入口温度。
产品回收区20可包括汽提塔60。汽提塔60可与分离区14中的塔顶管线下游连通。例如，汽提塔60可与加氢处理反应器24、热塔底管线36和/或冷塔底管线42下游连通。在一个方面，汽提塔60可包括两个汽提塔。汽提塔60可与冷塔底管线42直接下游连通，以汽提整个冷加氢处理液体流。汽提塔60可与热塔底管线36直接下游连通，以汽提比冷加氢处理液体流热的整个热加氢处理液体流。热加氢处理液体流比冷加氢处理液体流高至少25℃，优选地至少50℃。
可将冷加氢处理液体流加热并在可能在汽提塔60的上半部分中的位置处进料到汽提塔60。可将热加氢处理流出物流加热并在可能位于汽提塔60的下半部中的位置处进料到汽提塔60。均包含加氢处理流出物流的至少一部分的冷加氢处理流出物流和热加氢处理流出物流可在具有再沸器64的汽提塔60中汽提脱除轻质气体。再沸器64在再沸管线68中接收一部分塔底料流66，使之再沸腾并将其送回到汽提塔60的塔底。优选地不使用作为惰性气体的汽提介质，例如来自汽提介质管线的蒸汽，以避免将水添加到汽提塔以及管线68中的塔底产物。管线66中的再沸腾流可包含不超过1重量％的水。再沸器64可以是火焰加热器或热交换器。汽提塔60在汽提塔塔顶管线62中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其他气体的塔顶废气流。汽提塔60从热液体流和/或冷液体流中汽提轻质气体，以提供汽提塔废气流和汽提塔底管线70中的汽提加氢处理流。
汽提塔塔顶废气流的至少一部分可在接收器72中冷凝和分离。来自接收器72的汽提塔净塔顶管线74输送净汽提塔废气流。汽提塔可在全回流下运行，因此所有冷凝的物质都可回流到塔中。另选地，来自接收器72的底部的不稳定的液体石脑油可在回流到汽提塔60的顶部的回流部分与可回收的汽提塔塔顶液体流之间分流，但是未示出该汽提塔塔顶液体流。可从塔顶接收器72的储槽收集酸性水流(未示出)。
汽提塔60可以介于160℃(320°F)和360℃(680°F)之间的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)、优选地0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(300psig)的塔顶压力操作。塔顶接收器72中的温度在38℃(100°F)至66℃(150°F)的范围内，并且压力基本上与汽提塔60的塔顶压力相同。
通常，在汽提塔底管线70中的汽提加氢处理流主要包含柴油范围沸腾材料，因为到加氢处理单元24的进料主要在柴油范围内沸腾。但是，当到加氢处理反应器24的进料流主要是煤油流时，汽提塔底管线70中的汽提加氢处理流主要包含煤油范围沸腾材料。汽提加氢处理流的端点可在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间，并且IBP可在132℃(270°F)至210℃(410°F)之间的范围内。
在较冷的月份中，在汽提塔底管线70中的汽提加氢处理流中的馏出物的冷流特性可能需要改进以满足冬季规格。因此，在加氢异构化单元110中处理汽提的加氢处理的馏出物流。打开汽提塔底管线70上的阀以允许通向加氢异构化单元110，并且用取自加氢异构化氢气管线76中的补充气体流的加氢异构化氢气流补充在汽提塔底管线70中的汽提加氢处理的馏出物流。可在蒸汽加热器(未显示)中加热加氢异构化氢气流，以调节汽提的加氢处理的馏出物流的温度。可将与加氢异构化氢气流混合的汽提的加氢处理的馏出物流在加氢异构化的流出物管线78中与加氢异构化的流出物进行热交换，并进料至加氢异构化反应器80。加氢异构化氢气流不在包括再循环气体压缩机44的再循环气体回路上，因此可相对于上游加氢处理反应器降低加氢异构化反应器80中的压力。
在加氢异构化氢气流的存在下，将包含馏出物的汽提的加氢处理流在加氢异构化催化剂床上方加氢异构化以提供加氢异构化流。在加氢异构化反应器80中仅示出了单个加氢异构化催化剂床，但是另外的加氢异构化催化剂床可位于加氢异构化反应器80中。
加氢异构化催化剂可包含未结合的10元环孔一维沸石与低表面积金属氧化物耐火粘结剂的组合，选择两者以获得微孔表面积与总表面积的高比率。另选地，该沸石具有低的二氧化硅与氧化铝的比率。合适的催化剂包括10元环孔沸石，例如EU-1、ZSM-35(或镁碱沸石)、ZSM-11、ZSM-57、NU-87、SAP0-11和ZSM-22。优选的材料是EU-2、EU-11、ZBM-30、ZSM-48或ZSM-23。最优选的是ZSM-48。需注意，具有二氧化硅与氧化铝比率为20∶1至40∶1的ZSM-23结构的沸石有时可称为SSZ-32。与上述材料同构的其他分子筛包括Theta-1、NU-10、EU-13、KZ-1和NU-23。
加氢异构化催化剂还可包括金属氢化功能组分，例如VI族或VIII族金属，并且合适地是VIII族贵金属。金属氢化组分通常是VI族和/或VIII族金属。金属氢化组分可以是VIII族贵金属。优选地，金属氢化组分是VIII族非贵金属与VI族金属的组合。合适的组合可包括镍、钴或铁与钼或钨，优选地镍与钼或钨。
可以任何方便的方式将金属氢化组分添加到催化剂中。用于添加金属氢化组分的一种技术是通过初湿含浸法。例如，在将沸石和粘结剂组合之后，可将组合的沸石和粘结剂挤出成催化剂颗粒。然后可将这些催化剂颗粒暴露于含有合适的金属前体的溶液中。另选地，可通过离子交换将金属添加到催化剂中，其中在挤出之前将金属前体添加到沸石(或沸石和粘结剂)的混合物中。
催化剂中金属的量可为基于催化剂的至少0.1重量％至10重量％。优选地，加氢异构化催化剂具有低的二氧化硅与氧化铝的比率。在各种实施方案中，二氧化硅与氧化铝的比率可为30∶1至200∶1、60∶1至110∶1或70∶1至100∶1。加氢异构化催化剂还可包括具有低表面积如100m2/g或更少，或者80m2/g或更少，或者70m2/g或更少的任选粘结剂。可通过从沸石和粘结剂两者的粉末开始，将这些粉末组合并且用添加的水研磨以形成混合物，然后挤出混合物以产生所需尺寸的粘结催化剂，从而将沸石与粘结剂组合。挤出助剂也可用于改变沸石和粘结剂混合物的挤出流动特性。催化剂中骨架氧化铝的量可在0.1重量％至3.33重量％，或者0.1重量％至2.7重量％，或者0.2重量％至2重量％，或者0.3重量％至1重量％的范围内。
加氢异构化反应器中的处理条件可包括温度为200℃至450℃，合适地250℃至400℃，优选地250℃至350℃，压力为1.7MPa(250psig)至3.1MPa(450psig)，优选地2.1MPa(300psig)至2.8MPa(400psig)，氢分压为1.5MPa(218psig)至3MPa(435psig)，优选地1.7MPa(250psig)至2.6MPa(380psig)，液体时空速度为1v/v/hr至4v/v/hr，优选地2v/v/hr至3v/v/hr，氢循环速率为35.6Nm3/m3(200scf/B)至200Nm3/m3(1150scf/B)，优选地80Nm3/m3(450scf/B)至150Nm3/m3(850scf/B)。加氢异构化方法是在比加氢处理方法低的压力下进行的，因为在较低压力下有利于加氢异构化反应。在一个方面，加氢处理反应在比加氢异构化反应大至少1.4MPa(200psi)的压力下运行。在另一个方面，加氢处理反应在比加氢异构化反应至少大2.1MPa(300psi)的压力下运行。由于加氢异构化反应器在较低的压力下运行，因此它可由低级钢(例如1.25Cr/0.5Mo)制成。
在较暖和的月份中，当冷流规格不那么严格时，管线70中的汽提的加氢处理流可在其上的阀门打开并且汽提的塔底管线70上的阀门关闭的情况下绕过旁路管线82中的加氢异构化反应器80。在绕过期间，可关闭异构化反应器80，同时终止在汽提塔底管线70中的汽提的加氢处理流到加氢异构化反应器80的流动。旁路管线82可与汽提塔60下游连通，但是不与所述加氢异构化反应器80上游连通，以使汽提的加氢处理液体流绕过加氢异构化反应器。
还可根据情况调节这些阀，以允许将汽提塔底管线70中的汽提加氢处理馏出物或多或少地引入加氢异构化反应器80。
加氢异构化流出物管线78中的加氢异构化流出物可与汽提塔底管线70中的汽提加氢处理液体流进行热交换以使其冷却，进一步冷却并进料至加氢异构化热分离器84，以在热加氢异构化塔顶管线中提供加氢异构化蒸汽流和在热加氢异构化塔底管线88中提供加氢异构化液体流。热加氢异构化分离器在与加氢异构化反应器相同的压力和在100℃至150℃之间的温度下操作。加氢异构化蒸汽流进一步冷却并送入加氢异构化冷分离器90，该分离器通常在环境温度下操作，优选地在25℃至50℃之间，优选地在30℃至40℃之间。
加氢异构化冷分离器90将热加氢异构化塔顶管线86中的加氢异构化蒸汽流分离成冷柴油塔顶管线92中包含未消耗氢气的冷加氢异构化蒸汽流和塔底管线94中的加氢异构化石脑油流，该加氢异构化石脑油流可被转发到分馏，例如至脱丁烷塔以制备高辛烷值石脑油或可被引导至汽提塔净塔顶管线74中的上游净汽提塔废气流。可将冷加氢异构化蒸汽流转发到补充气体压缩机以再利用未消耗的氢气。
可在加氢异构化热闪蒸罐96中分离热加氢异构化塔底管线88中的加氢异构化液体流，以提供在加氢异构化热闪蒸塔顶管线98中的燃料气体流和在柴油热闪蒸塔底管线100中的加氢异构化柴油产物流，其可转发到柴油池或通过馏出物(rundown)冷却器(未示出)获得柴油馏出物。热闪蒸塔底管线100中的加氢异构化柴油可具有20℃至25℃的浊点降低以及2年至5年的合理循环长度。
在图2中，用于加氢处理烃的加氢处理单元10′包括加氢裂化单元12′、分离区14′、产物回收单元20′和加氢异构化单元110′。将烃管线16′中的含烃流和氢气管线18′中的氢气流进料至加氢裂化单元12′。加氢处理流出物在分离区14′中分离出来，并在产品回收区20′中进行分馏。图2中的加氢处理反应器可以是加氢裂化反应器140。
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°F)的烃料流(诸如常压瓦斯油)、T5和T95介于315℃(600°F)和600℃(1100°F)之间的减压瓦斯油(VG0)、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°F)的常压渣油和IBP高于510℃(950°F)的减压渣油。
氢气管线18′中的氢气流可从加氢处理氢气管线122中分离出来。加氢处理氢气流可加入进料管线18′中的含烃流以在烃进料管线126中提供烃进料流。烃进料管线126中的烃进料流可通过与管线148中和火焰加热器中的加氢裂化流热交换来加热。管线128中的加热烃进料流可进料至任选的加氢处理反应器130。加氢处理反应器130可在与图1对于加氢处理反应器24所述相同或相似的条件和催化剂下操作。
烃进料管线128中的烃进料流可通过加氢处理反应器130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132中离开加氢处理反应器130，可将其看作是加氢裂化进料流。负载有氨和硫化氢的氢气可在分离器中从加氢裂化进料流除去，但是加氢裂化进料流通常直接进料至加氢裂化反应器140而不进行分离。加氢裂化进料流可与来自加氢处理氢气管线122的加氢裂化氢气管线133中的加氢裂化氢气流混合，并通过入口进料至加氢裂化反应器140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。加氢裂化反应器140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142，以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。预期加氢裂化反应器140在液态烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。加氢裂化反应器140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。术语“加氢处理”在本文中将包括术语“加氢裂化”。
加氢裂化反应器140包括多个加氢裂化催化剂床142。如果加氢裂化单元12′不包括加氢处理反应器130，则加氢裂化反应器140中的催化剂床142可包括加氢处理催化剂，其用于在用后续容器中的加氢裂化催化剂或加氢裂化反应器140中的催化剂床142加氢裂化烃进料流之前对烃进料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮。
在来自加氢裂化氢气管线133的加氢裂化氢气流的存在下，在加氢处理反应器中，通过加氢处理催化剂对经加氢处理的烃进料流进行加氢处理以提供加氢处理流出物流。具体地，在来自加氢裂化氢气管线133的加氢裂化氢气流的存在下，在加氢裂化反应器140中通过加氢裂化催化剂对经加氢处理的烃进料流进行加氢裂化以提供加氢裂化流出物流。氢气歧管144可将补充氢气流递送至催化剂床142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加氢裂化催化剂床142，因此补充氢气与在进入下游催化剂床142之前从上游催化剂床142排出的加氢处理流出物混合。
加氢裂化反应器可提供加氢处理流出物管线132中的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60体积％的总转化率。加氢裂化反应器40可基于总转化率以进料的超过30体积％的部分转化率或至少90体积％的完全转化率操作。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％、优选地20体积％至50体积％的总转化率。
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，则加氢裂化催化剂可利用无定形二氧化硅-氧化铝基料或低水平沸石基料与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分的组合。在另一个方面，当中间馏出物在转化产物方面比汽油生产显著更优选时，可在加氢裂化反应器140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基料，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，以与沸石基料结合。
沸石裂化基料在本领域中有时被称为分子筛，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、稀土金属等构成。其特征还在于具有相对均匀的介于4埃和14埃(10-10米)之间的直径的晶体孔。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。合成沸石几乎总是以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂化基料，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缔合的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而除去阳离子的氢离子和/或交换位点。这种性质的氢或“除去阳离子的”Y沸石更具体地描述于US 3,100,006中。
混合的多价金属-氢沸石可通过与铵盐交换离子，然后与多价金属盐部分反交换，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，优选的裂化基料是基于初始离子交换容量缺少至少10重量％并且优选至少20重量％的金属阳离子的那些。在另一个方面，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料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，接着将所得催化剂粉末过滤、干燥，根据需要用添加的润滑剂、粘结剂等制成球粒，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。另选地，可将基料组分制成球粒，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°F)至468℃(875°F)、优选地343℃(650°F)至445℃(833°F)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/bb1)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bb1)的氢气速率。如果需要温和的加氢裂化，条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)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并且优选地0.7hr-1至1.5hr-1的液时空速(LHSV)以及421Nm3/m3油(2,500scf/bb1)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bb1)的氢气速率。
加氢处理流出物流可在加氢裂化流出物管线148中离开加氢裂化反应器140并在与加氢裂化反应器140下游连通的分离区14′中分离。分离区14′包括与加氢裂化反应器140下游连通的一个或多个分离器。在一个方面，加氢裂化管线148中的加氢裂化流可与进料管线126中的烃进料流进行热交换并被递送至热分离器150。
热分离器150分离加氢裂化流出物流以在热塔顶管线152中提供含烃热气态流和在热塔底管线154中提供含烃热液体流。热分离器150可与加氢裂化反应器140下游连通。热分离器150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。考虑到通过居间设备的压降，热分离器150可在比加氢裂化反应器140略低的压力下操作。热分离器150可在介于4.8MPa(表压)(700psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。热塔顶管线152中的含烃热气体分离流的温度可为热分离器150的操作温度。
在进入冷分离器156之前，可冷却热塔顶管线152中的热气体流。由于在加氢裂化反应器140中发生了从进料除去氮、氯和硫的反应，因此形成氨、氯化氢和硫化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢将化合形成二硫化铵，并且氨和氯化氢将化合形成氯化铵。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152中沉积二硫化铵或氯化铵盐，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水管线151引入到冷却器上游的热塔顶管线152中。
热气体流可在冷分离器156中分离以在冷塔顶管线158中提供包括富氢气体流的冷气体流和在冷塔底管线160中提供冷液体流。冷分离器156用于从加氢裂化流中的烃液体中分离出富氢气体，以用于再循环到冷塔顶管线158中的加氢裂化单元12′。因此，冷分离器156与热分离器150的热塔顶管线152和加氢裂化反应器140下游连通。冷分离器156可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于加氢裂化反应器140和热分离器150的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液态烃处于塔底。冷分离器156可在介于4.8MPa(表压)(700psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。冷分离器156还可具有用于收集水相的储槽。冷塔底管线160中的冷液体流的温度可为冷分离器156的操作温度。
冷塔顶管线158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158中的冷气体流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔162，其中冷气体流被洗涤提取液(诸如通过管线164进料的水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢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。所得的“变温和的”冷气体流在再循环洗涤塔顶管线168中从再循环洗涤塔162的塔顶出口取出，并且富胺在再循环洗涤塔底管线166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在管线164中再循环回到再循环洗涤塔162。经洗涤的富氢气流经由再循环洗涤器塔顶管线168从洗涤器排出，并且可在再循环压缩机44′中压缩。洗涤器塔顶管线168中的经洗涤的富氢气流可在压缩机44′上游或下游的补充管线22′中用补充氢气流补充。经压缩的氢气流将氢气供应到氢气管线22′中的氢气流。再循环洗涤塔162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。
可直接汽提热塔底管线154中的含烃热液体流。在一个方面，热塔底管线154中的热液体流可发生压降并在热闪蒸罐172中闪蒸以在闪蒸热塔顶管线174中提供轻质闪蒸热气体流，并且在闪蒸热塔底管线176中提供闪蒸热液体流。热闪蒸罐172可与热塔底管线154直接下游连通，并且与加氢裂化反应器140下游连通。在一个方面，可从闪蒸热塔底管线176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190可与热闪蒸罐180和热闪蒸塔底管线176直接下游连通。
热闪蒸罐172可在与热分离器150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176中的闪蒸热液体流可在分离区14′中进一步分离。闪蒸热塔底管线176中的闪蒸热液体流的温度可为热闪蒸罐172的操作温度。
在一个方面，冷塔底管线160中的冷液体流可直接汽提。在另一个方面，冷液体流可发生压降并在冷闪蒸罐178中闪蒸，以分离冷塔底管线160中的冷液体流。冷闪蒸罐178可与冷分离器156的冷塔底管线160直接下游连通并且与加氢裂化反应器140下游连通。
在另一个方面，闪蒸热塔顶管线174中的闪蒸热气体流可在回收区20′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罐178中分离。冷闪蒸罐178可分离管线160中的冷液体流和/或闪蒸热塔顶管线174中的闪蒸热气体流以在闪蒸冷塔顶管线180中提供闪蒸冷气体流并且在冷闪蒸塔底管线182中提供闪蒸冷液体流。在一个方面，可从闪蒸冷塔底管线182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190可与冷闪蒸罐178和冷闪蒸塔底管线182下游连通。
冷闪蒸罐178可与冷分离器156的冷塔底管线160、热闪蒸罐172的热闪蒸塔顶管线174和加氢裂化反应器140下游连通。冷塔底管线160中的闪蒸冷液体流和热闪蒸塔顶管线174中的闪蒸热气体流可一起或分开地进入冷闪蒸罐178中。在一个方面，热闪蒸塔顶管线174连接冷塔底管线160并将闪蒸热气体流和冷液体流一起进料到冷闪蒸罐178。冷闪蒸罐178可在与冷分离器156相同的温度、但通常在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间、并且优选地介于3.0MPa(表压)(435psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可从冷闪蒸罐178中的储槽除去闪蒸的含水料流。闪蒸冷塔底管线182中的闪蒸冷液体流的温度可与冷闪蒸罐178的操作温度相同。闪蒸冷塔顶管线180中的闪蒸冷气体流含有可回收的大量氢气。
分馏单元20′可包括汽提塔190和分馏塔210。汽提塔190可与分离区14′中的分离器150、172、156、178或塔底管线下游连通，以从加氢裂化流中汽提挥发物。例如，汽提塔190可与热塔底管线154、闪蒸热塔底管线176、冷塔底管线160和/或冷闪蒸塔底管线182下游连通。在一个方面，汽提塔190可以是含有冷汽提塔192和热汽提塔194的容器，其具有将汽提塔192、194中的每一个与另一个隔离的壁。冷汽提塔192可与加氢裂化反应器140、冷塔底管线160下游连通，并且在一个方面，与闪蒸冷塔底管线182下游连通，以用于汽提冷液体流。热汽提塔194可与加氢裂化反应器140和热塔底管线154下游连通，并且在一个方面，与闪蒸热塔底管线176下游连通，以用于汽提比冷液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176中包含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的入口处进料至冷汽提塔192。包含加氢裂化流的闪蒸冷液体流可在冷汽提塔192中用冷汽提介质汽提脱除气体，该冷汽提介质是惰性气体，诸如来自冷汽提介质管线196的蒸汽以在冷汽提塔塔顶管线198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200中提供液体冷汽提流。冷汽提塔塔顶管线198中的冷汽提塔气体流可在接收器202中冷凝并分离。来自接收器202的汽提塔净塔顶管线204输送净汽提塔气体流，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202的塔底的未稳定的液体石脑油可在回流到冷汽提塔192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206中输送以进一步回收或处理。可从塔顶接收器202的储槽收集酸性水流。
冷汽提塔192可以介于149℃(300°F)和288℃(550°F)之间、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192的塔顶压力相同。
冷汽提塔塔底管线200中的冷汽提料流可主要包含石脑油和煤油沸腾物质。管线200中的冷汽提流可被加热并进料至产物分馏塔210。产物分馏塔210可与加氢裂化反应器140、冷汽提塔192的冷汽提塔塔底管线200和汽提塔190下游连通。在一个方面，分馏塔210可包括超过一个分馏塔。产物分馏塔210可与热分离器150、冷分离器156、热闪蒸罐172和冷闪蒸罐178中的一个、一些或全部下游连通。
在热闪蒸塔底管线176中包含加氢裂化料流的闪蒸热液体流可在热汽提塔194的顶部附近进料至该热汽提塔194。闪蒸热液体流可在热汽提塔194中用热汽提介质汽提脱除气体，该热汽提介质是惰性气体，诸如来自管线208的蒸汽以在热汽提塔塔顶管线212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214中提供液体热汽提流。热汽提塔塔顶管线212可被冷凝，并且一部分回流至热汽提塔104。然而，在图2的实施方案中，热汽提塔塔顶管线212中来自热汽提塔194的塔顶的热汽提塔塔顶料流可在一个方面直接进料到冷汽提塔192中而不冷凝或回流。输送闪蒸冷液体流的冷闪蒸塔底管线182的入口可处于比热汽提塔塔顶管线212的入口更高的高度处。热汽提塔194可以介于160℃(320°F)和360℃(680°F)之间的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)、优选地不小于0.50MPa(表压)(72psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的塔顶压力操作。
在热汽提塔底管线214中包含加氢裂化流出物流的至少一部分热汽提料流可被加热并进料至产物分馏塔210。产物分馏塔210可与热汽提塔194的热汽提塔底管线214下游连通。管线214中的热汽提料流可处于比管线200中的冷汽提料流更热的温度。
在一个方面，热汽提塔底管线214中的热汽提料流可被加热并进料至预分馏分离器216，以分离成预分馏塔顶管线218中的汽化热汽提料流和预分馏塔底管线220中的液体热汽提料流。汽化热汽提料流可在预分馏塔顶管线218中进料至产物分馏塔210中。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220中以低于预分馏塔顶管线218将汽化热汽提料流进料至产物分馏塔210的高度的高度进料至产物分馏塔210。
产物分馏塔210可与冷汽提塔192和热汽提塔194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。产物分馏塔210也可与所述热分离器150、冷分离器156、热闪蒸罐172和冷闪蒸罐178下游连通。产物分馏塔210可借助于从汽提管线234进料的惰性汽提料流来分馏加氢裂化料流、冷汽提料流、汽化热汽提料流和液体热汽提料流。来自产物分馏塔210的产物流可包括净分馏塔顶料流，其包括净塔顶管线226中的石脑油、管线228中来自侧分馏出口的任选重质石脑油料流、管线230中输送的来自侧分馏出口的煤油料流和柴油管线232中来自侧分馏出232o的柴油液体料流。
在高于柴油分馏点沸腾的UC0流可从产物分馏塔210的塔底进入分馏器塔底管线240中。可将分馏器塔底管线240中的部分或全部UC0流从工艺中清除，再循环至加氢裂化反应器140或转发至第二级加氢裂化反应器(未示出)。
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248中的分馏塔顶料流可在接收器250中冷凝并分离，其中冷凝液体的一部分回流回产物分馏塔210。管线226中的净分馏塔顶料流可进一步处理或回收为石脑油产物。产物分馏塔210可以介于260℃(500°F)和385℃(725°F)之间、优选地不超过350℃(650°F)的塔底温度和介于7kPa(表压)(1psig)和69kPa(表压)(10psig)之间的塔顶压力操作。可将常压塔底管线240中的UC0流的一部分再沸腾并返回至产物分馏塔210，而不是在管线234中添加惰性汽提介质料流诸如蒸汽以加热至常压分馏塔210。
柴油管线232中的来自侧分馏出232o的柴油液体流可在柴油汽提塔252中汽提以满足产品要求并从柴油流中除去挥发物。柴油汽提塔252可与产物分馏塔210的侧出232o下游连通。柴油汽提塔252优选地使用再沸器224，而不是使用汽提介质，例如蒸汽，以在再沸器管线246中用再沸流汽提柴油液体流。再沸器224在管线232中从产物分馏塔210的侧出口232o接收柴油液体流。汽提的柴油流在管线244中离开柴油汽提塔252，并且一部分柴油流在再沸器224中的再沸管线246中再沸腾，并返回到柴油汽提塔。在柴油汽提塔252中优选地不使用作为惰性气体的汽提介质，例如来自汽提介质管线的蒸汽，以避免将水添加到柴油汽提塔以及汽提塔底管线70′中的汽提柴油流。再沸管线246中的再沸流可包含不超过1重量％的水。再沸器224可以是火焰加热器或热交换器。挥发物和汽提介质在管线254中离开柴油汽提塔的塔顶，并返回到产物分馏塔210中。可对煤油流230和管线228中的重石脑油流进行类似的汽提。另选地，煤油流可与管线232中的柴油流一起处理。
柴油汽提塔252可以介于160℃(320°F)和370℃(700°F)之间的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)、优选地0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(300psig)的塔顶压力操作。柴油汽提塔的塔顶的温度在200℃(400°F)至300℃(570°F)的范围内，并且压力与产物分馏塔210中的压力基本相同。
汽提塔底管线70′中的汽提加氢处理流主要包括柴油沸腾范围材料。汽提的加氢处理流的端点可在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间，并且IBP可在132℃(270°F)至210℃(410°F)之间的范围内。如前所解释，汽提的煤油流可代替柴油或与柴油一起进入汽提的塔底管线70′中。
在较冷的月份中，在汽提塔底管线70’中的汽提的加氢处理流中的馏出物的冷流特性可能需要改进以满足冬季规格。因此，在加氢异构化单元110中处理馏出物。打开汽提塔底管线70′上的阀，因此汽提塔底管线70′中汽提的加氢处理液体流可被传递到加氢异构化单元110′。在加氢异构化氢气管线76中用加氢异构化氢气流补充汽提的加氢处理液体流，在加氢异构化流出物管线78中与加氢异构化流出物进行热交换，并进料至加氢异构化单元110中的加氢异构化反应器80，如关于图1的汽提塔底管线70中的汽提的加氢处理流所说明的。加氢异构化单元110的操作与针对图1所述的相同。
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一种方法，其包括在加氢处理反应器中对烃进料流进行加氢处理，以在加氢处理压力下提供加氢处理流出物流；在分离器中分离加氢处理流出物流以提供气态流和液体流；从液体流中汽提轻质气体，以提供汽提塔废气流和汽提的加氢处理流；向汽提的加氢处理流中添加氢气；以及在小于加氢处理压力的加氢异构化压力下，通过加氢异构化催化剂对汽提的加氢处理流进行加氢异构化。本发明的一个实施方案为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，其中汽提的加氢处理流的端点在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间。本发明的一个实施方案为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，其中汽提的加氢处理流的IBP在132℃(270°F)至210℃(410°F)的范围内。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，其中加氢异构化压力小于2.7MPa(表压)(400psig)。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，其中加氢处理压力为至少4.1MPa(表压)(600psig)。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，还包括用再沸腾流汽提液体流。本发明的一个实施方案为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，其中再沸腾流包含不超过1重量％的水。本发明的一个实施方案为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，还包括在汽提塔中汽提液体流，该汽提塔从产物分馏塔的侧出口接收液体流。本发明的一个实施方案为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，还包括在与分离器直接连通的汽提塔中汽提液体流。本发明的一个实施方案为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，还包括使汽提的加氢处理流绕过加氢异构化反应器并终止加氢异构化步骤。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，还包括将加氢异构化流分离为石脑油流和柴油流。
本发明的第二实施方案是一种方法，其包括在加氢处理压力下在加氢处理反应器中对烃进料流进行加氢处理，以提供加氢处理流出物流；在分离器中分离加氢处理流出物流以提供气态流和液体流；用再沸腾流从液体流中汽提轻质气体，以提供汽提塔废气流和汽提的加氢处理流；向汽提的加氢处理流中添加氢气；以及在小于加氢处理压力的加氢异构化压力下，通过加氢异构化催化剂对汽提的加氢处理流进行加氢异构化。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，其中加氢异构化压力小于2.7MPa(表压)(400psig)，并且加氢处理压力至少为4.1MPa(表压)(600psig)。本发明的一个实施方案为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，其中再沸腾流包含不超过1重量％的水。本发明的一个实施方案为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，还包括在侧汽提塔中汽提液体流，该侧汽提塔从产物分馏塔接收产物流。本发明的一个实施方案为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，还包括在与分离器直接连通的汽提塔中汽提液体流。一种设备，包括加氢处理反应器；分离器，用于将来自加氢处理反应器的加氢处理流出物分离为加氢处理液体流；汽提塔，用于从加氢处理液体流中汽提轻质气体；与汽提塔下游连通的加氢异构化反应器。本发明的一个实施方案为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，其中加氢处理反应器是加氢裂化反应器，并且还包括与分离器下游连通的产物分馏塔且汽提塔与产物分馏塔的侧出口下游连通。本发明的一个实施方案为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，其中加氢处理反应器(hydroprocessing reactor)是加氢处理反应器(hydrotreating reactor)，并且汽提塔与分离器直接下游连通。本发明的一个实施方案为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，还包括旁路管线，该旁路管线与汽提塔下游连通，但与加氢异构化反应器不连通，用于使汽提的加氢处理液体流绕过加氢异构化反应器。
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)

1.一种加氢处理方法，包括：
在加氢处理压力下在加氢处理反应器中对烃进料流进行加氢处理，以提供加氢处理流出物流；
在分离器中分离所述加氢处理流出物流以提供气态流和液体流；
从所述液体流中汽提轻质气体，以提供汽提塔废气流和汽提的加氢处理流；
向所述汽提的加氢处理流中添加氢气；以及
在小于所述加氢处理压力的加氢异构化压力下，通过加氢异构化催化剂对所述汽提的加氢处理流进行加氢异构化。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述汽提的加氢处理流的端点在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间。
3.根据权利要求2所述的方法，其中所述汽提的加氢处理流的IBP在132℃(270°F)至210℃(410°F)之间的范围内。
4.根据权利要求1所述的方法，其中所述加氢异构化压力小于2.7MPa(表压)(400psig)。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述加氢处理压力为至少4.1MPa(表压)(600psig)。
6.根据权利要求1所述的方法，还包括用再沸腾流汽提所述液体流。
7.根据权利要求6所述的方法，其中所述再沸腾流包含不超过1重量％的水。
8.根据权利要求1所述的方法，还包括在汽提塔中汽提所述液体流，所述汽提塔从所述产物分馏塔的侧出口接收所述液体流。
9.根据权利要求1所述的方法，还包括使所述汽提的加氢处理流绕过加氢异构化反应器，并终止所述加氢异构化步骤。
10.一种加氢处理设备，包括：
加氢处理反应器；
分离器，用于将来自所述加氢处理反应器的加氢处理流出物分离为加氢处理液体流；
汽提塔，用于从所述加氢处理液体流中汽提轻质气体；和
与所述汽提塔下游连通的加氢异构化反应器。
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