CN110776953A - 包括固定床加氢处理、两次脱沥青操作和沥青的加氢裂化的用于处理重质烃原料的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种生产燃料基础油的方法，该方法包括一系列特定步骤，包括固定床加氢处理步骤，由固定床加氢处理步骤产生的重级分的脱沥青步骤，DAO级分的固定床加氢裂化步骤，沥青级分的沸腾床加氢裂化步骤和由沸腾床加氢裂化步骤产生的重级分的脱沥青步骤。

Description

包括固定床加氢处理、两次脱沥青操作和沥青的加氢裂化的 用于处理重质烃原料的方法
发明领域
本发明涉及尤其含有含硫杂质、金属和沥青质的重质烃级分的处理。更具体地，本发明涉及一种处理常压渣油和/或减压渣油类型的重质石油原料的方法，以生产具有减少的杂质含量的用于运输或能量产生的燃料或燃料基础油，和以生产用于石油化学和运输的馏出物，并且由于由本发明提供的灵活性，其产率可以进行调节。
一般背景
可用作船用燃料或船用燃料基础油的级分，例如船用燃料油或船用燃料油基础油，必须具有低杂质含量，特别是硫含量，并且必须满足在标准ISO 8217中描述的船用燃料质量要求。
关于硫的规格今后还关注SOx排放(国际海事组织的MARPOL公约的附件VI)，并且体现为建议到2020-2025年在硫排放控制区(ZCES或Emissions Control Areas)之外的硫含量小于或等于0.5％重量，在ZCES中重量小于或等于0.1％。
在重质烃级分的处理领域中，加氢处理和加氢裂化方法允许减少杂质含量，同时允许或多或少地将原料转化为更轻的产物。
这些杂质可以是金属，硫或硫氧化物，氮，康拉逊碳。重质烃级分也可含有沥青质，特别是那些不溶于庚烷的沥青质，也称为C7沥青质。已知C7沥青质是抑制残余馏分转化的化合物，这是由于它们形成重质烃残余物(通常称为焦炭)的能力，以及它们产生沉积物的倾向，这些沉积物极大地限制了加氢处理和加氢转化装置的可操作性。
标准ISO 8217中的另一个高度限制性建议是根据标准ISO 10307-2(也称为IP390)在老化后的沉积物含量必须小于或等于0.1％。在老化后的沉积物的这种含量比根据ISO 10307-1(称为IP375)的沉积物含量更限制得多。除了在方法出口处的重馏分中存在的沉积物(根据ISO 10307-1，也称为IP375测量)之外，根据转化条件，还存在被定性为潜在沉积物的沉积物。这些沉积物通常在物理，化学和/或热处理后出现。
在处理重质烃级分的方法中，已知的是进行脱沥青操作。脱沥青允许将富含沥青质的沥青级分与具有大大降低的沥青质含量的脱沥青油级分(称为DAO)分离，从而通过催化裂化或加氢裂化促进其增值。例如，专利FR2753983描述了一种转化重质烃级分的方法，包括固定床加氢处理步骤，然后是在使来自加氢处理的流出物常压蒸馏和减压蒸馏后得到的减压渣油脱沥青的步骤，DAO随后被送至沸腾床加氢处理步骤。遇到的问题在于沥青级分的增值，沥青级分通常被认为是废物；因此，将该级分转化为具有更好价值的其它产物或限制沥青产率是有利的。专利US7214308描述了一种转化方法，其中在脱沥青步骤中处理残余原料，然后将DAO级分送至沸腾床加氢裂化步骤，并将沥青级分送至另一个沸腾床加氢裂化步骤。根据该实施方案，沥青产率高，并且由沥青的沸腾床加氢裂化步骤产生的产物不是非常纯化的；例如，不可以使重级分增值为低硫含量的船用燃料。
本发明的目的是克服上述现有技术的问题，特别是提供一种允许灵活生产具有低杂质含量，尤其低硫含量的燃料基础油，特别是船用燃料(combustibles marins)或船用燃料基础油(des bases de combustibles marins)，例如船用燃料油(des fiouls desoute)或船用燃料油基础油(base des fiouls de soute)的方法，该燃料基础油符合在ISO 8217标准中所述的船用燃料质量要求，同时减少沥青级分并更好地使其增值，以提高该方法的有效性(与已知方法相比)。术语“灵活生产”旨在表示其中可以调节转化率(转化程度)的生产，并因此可以调节轻质产物和重质产物之间的比例。
根据本发明的方法的目的是共同生产可用于石油化学和运输的馏出物，例如石脑油，煤油和/或柴油类型的馏出物。
因此，申请人开发了一种生产燃料基础油的新型方法，该方法包括一系列特定步骤，包括固定床加氢处理步骤，以减少由该方法产生的产物的杂质，特别是沥青质含量，产生自固定床加氢处理步骤的重级分的脱沥青步骤，以生产DAO级分和沥青级分，DAO级分的固定床加氢裂化步骤，沸腾床加氢裂化步骤和由沸腾床加氢裂化步骤产生的重级分的脱沥青步骤。
本发明具有以下优点：
-在使初始重质原料转化产生的可用作燃料(例如船用燃料或船用燃料基础油，如船用燃料油或船用燃料油基础油)的产物的产率方面的灵活性，尤其凭借在该步骤上游或脱沥青上游的沸腾床加氢裂化步骤产生的未转化级分的任选再循环；
-由沥青级分的沸腾床加氢裂化步骤产生的重级分沉积物的沉淀和分离的步骤，这允许获得燃料基础油，尤其是沉积物含量减少的船用燃料基础油。
发明概述
本发明的主题因此涉及一种处理烃基原料的方法，所述烃基原料具有为至少0.1重量％的硫含量，为至少340℃的初始沸点，和为至少600℃的最终沸点，所述方法包括以下步骤：
a)在固定床反应器中进行的加氢处理步骤，其中使烃基原料在氢气存在下与加氢处理催化剂接触，
b)将由加氢处理步骤a)产生的流出物分离成至少一种轻级分和含有其沸点为至少350℃的化合物的重级分的步骤，
c)借助于溶剂或溶剂混合物对由分离步骤b)产生的重级分进行脱沥青的步骤，其允许获得一方面包含沥青的级分和另一方面包含脱沥青油的级分
d)使在步骤c)得到的包含脱沥青油的级分至少一部分加氢裂化的步骤，该步骤在加氢裂化催化剂和氢气存在下在至少一个固定床反应器中进行，
e)将在步骤d)产生的流出物分离成至少一种气体级分和含有沸点为至少350℃的化合物的重质液体级分的任选步骤，
f)在加氢裂化催化剂和氢气存在下，在至少一个沸腾床反应器中进行的使在步骤c)得到的包含沥青的级分的至少一部分加氢裂化的步骤，
g)将步骤f)产生的流出物分离成至少一种气体级分和含有其沸点为至少350℃的化合物的重质液体级分的步骤，
h)通过溶剂或溶剂混合物对由分离步骤b)产生的重级分进行脱沥青的步骤，允许获得一方面包含沥青和溶剂或溶剂混合物的级分和另一方面包含的级分脱沥青油。
有利地，根据本发明的连续步骤允许在固定床加氢处理步骤期间降低沥青质的含量，从而允许减少在脱沥青期间产生的沥青的量。此外，固定床加氢处理步骤允许降低硫含量并因此还降低由DAO的固定床加氢裂化步骤产生的产物的硫含量和由在沥青级分的沸腾床加氢裂化下游的步骤产生的产物的硫含量。
有利地，在脱沥青上游任选地再循环一部分未转化的重级分允许提高脱沥青油DAO的产率并因此提高在固定床加氢裂化期间馏出物的产量。
有利地，在沥青级分的沸腾床加氢裂化步骤的上游任选地再循环一部分未转化的重级分允许增加较轻产物的产量。
此外，本发明的主题是任选的步骤j)，该步骤j)将在步骤i)得到的沉积物含量减少的液态烃级分与馏出物馏分或与在沉积物沉淀步骤h)期间引入的氧化剂分离。
根据一种实施方案，将由加氢处理步骤a)的流出物的分离步骤b)产生的包含沸点在350-540℃之间的化合物的至少80％的重级分的至少一部分送至加氢裂化步骤d)。
根据一种实施方案，将由加氢处理步骤d)的流出物的分离步骤e)产生的包含沸点在350-540℃之间的化合物的至少80％的重级分的至少一部分送至加氢裂化步骤d)。
根据一种实施方案，将由加氢处理步骤f)的流出物的分离步骤g)产生的包含沸点在350-540℃之间的化合物的至少80％的重级分的至少一部分送至加氢裂化步骤d)。
根据一种实施方案，在步骤c)中使用的溶剂是由饱和烃组成的非极性溶剂，所述饱和烃包含的碳数大于或等于3，优选3至4。
根据一种实施方案，将一部分溶剂在第一点注入萃取塔(colonne d'extraction)，而将另一部分溶剂在比第一点更低的第二点注入萃取塔。
根据一种实施方案，烃基原料选自常压渣油，由直接蒸馏产生的减压渣油，原油，拔顶原油，沥青砂或其衍生物，沥青页岩或其衍生物，以及源岩油(huiles de roche mère)或其衍生物，单独使用或作为混合物使用。
根据一种实施方案，脱沥青步骤c)在对于所述溶剂的亚临界条件下进行。
根据一种实施方案，步骤c)在50至350℃的脱沥青温度和0.1至6MPa的压力下进行。
通过阅读下面通过非限制性示例给出的本发明的特定示例性实施例的描述，本发明的其它主题和优点将变得明显，该描述是通过参考下面描述的附图进行的。
附图的简要说明
图1是根据本发明一种实施方案的方法的示意图。
图2是在图1中所示的根据本发明的方法的实施方案的变型。
图3是在图1中表示的根据本发明的方法的实施方案的变型。
发明描述
规定在整个说明书中，术语“......至......之间”应理解为包括所提到的端值。
出于本发明的目的，所介绍的不同实施方案可以单独使用或彼此组合使用，对组合没有任何限制。
在本说明书的下文中，参考图1，其示出了实施用于处理根据本发明的重质烃基原料的方法的实施例。在说明书的下文中提及在图1中引用的要素的信息使得能够更好地理解本发明，而不将所述发明限制于在图1中所示的特定示例。
如图1所示，根据本发明的方法包括以下步骤：
-在富氢气体2和任选的共原料3存在下，在包含加氢处理催化剂的固定床反应器中进行的初始烃基原料1的加氢处理步骤a)；
-由加氢处理步骤a)产生的流出物4的分离步骤b)，其允许获得至少一种轻级分5和含有沸点为至少350℃的化合物的重级分7，和任选的包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分6；
-由分离步骤b)得到的重级分7的脱沥青步骤c)，通过与溶剂或溶剂组合8混合进行，其允许获得至少一种包含脱沥青油(DAO)11和溶剂或溶剂混合物的级分，和包含沥青和溶剂或溶剂混合物的级分10，任选通过助熔剂9取出；
-在富氢气体12和任选的共原料13和/或由步骤b)得到的级分6和/或由步骤e)得到的级分18和/或由步骤g)得到的级分24存在下，DAO 11和DAO 31的加氢裂化步骤d)，其在至少一个包含加氢裂化催化剂的固定床反应器中进行；
-由加氢裂化步骤d)产生的流出物14的分离步骤e)，其允许获得至少一种气体级分15和包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重质液体级分16；任选地，级分16的一部分可以通过管线17送至脱沥青步骤c)和/或通过管线18送至固定床加氢裂化步骤d)和/或通过管线32送至脱沥青步骤h)；
-在富氢气体19和任选的共原料20和/或由步骤g)得到的级分26存在下，沥青10的加氢裂化步骤f)，其在至少一个包含加氢裂化催化剂的沸腾床反应器中进行；
-由加氢裂化步骤f)产生的流出物21的分离步骤g)，其允许获得至少一种气体级分22和含有沸点为至少350℃的化合物的重级分25，和任选的包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分23；任选地，级分23的一部分可通过管线24被送至固定床加氢裂化步骤d)和/或级分25的一部分可通过管线26被送至沸腾床加氢裂化步骤f)和/或通过管线27被送至脱沥青步骤c)；
-由分离步骤g)得到的重级分25和任选的由分离步骤e)得到的级分32的脱沥青步骤h)，通过与溶剂或溶剂组合28混合进行，其允许获得至少一种包含脱沥青油(DAO)级分31和包含沥青的级分30，任选地通过助熔剂29取出。
实施方案的变型如图2和图3所示；在下文中仅描述与图1的实施方案不同的要素。
图2显示了图1的变型，其中由固定床加氢裂化步骤d)产生的流出物14和由沸腾床加氢裂化步骤f)产生的流出物21在这两种流出物共有的分离步骤g)中进行处理。任选地，级分23的一部分可以经由管线24送至固定床加氢裂化步骤d)和/或经由管线34送至脱沥青步骤c)和/或经由管线36送至脱沥青步骤h)。
图3显示了图1的变型，其中由固定床加氢处理步骤a)产生的流出物4和由固定床加氢裂化步骤d)产生的流出物14在这两种流出物共有的分离步骤b)中进行处理。图2和3中的术语“共有的分离”旨在表示分离设备(圆底容器，柱等)的至少一部分，优选全部是共有的。
图1、2和3是本发明的非限制性实施方案的示例。在所述图中仅表示了主要步骤，但是应理解，存在所述操作所需的所有设备(圆底容器，泵，压缩机，交换器，烘箱，塔等)。仅表示了含有烃的主要物流，但应理解，富氢气流(补充或再循环)可以在每个催化床或反应器的入口处或在两个催化床或两个反应器之间注入。还使用本领域技术人员熟知的用于纯化和再循环氢的方法。
处理的原料和根据本发明的方法的不同步骤现在将在下面更详细地进行描述。
原料
在根据本发明的方法中处理的原料1是含有沥青质的烃基原料，特别地具有至少1.0重量％，优选至少2.0重量％的C7沥青质含量，相对于原料的重量。
原料1具有至少为340℃的初沸点，至少为600℃的最终沸点。
烃基原料1可以选自常压渣油，由直接蒸馏产生的减压渣油，原油，拔顶原油，沥青砂或其衍生物，沥青页岩或其衍生物，以及烃源岩油或其衍生物，可单独使用或作为混合物使用。在本发明中，处理的原料优选为常压渣油或减压渣油，或这些渣油的混合物，更优选为减压渣油。
在根据本发明的方法中处理的烃基原料尤其可含有含硫杂质。硫含量可以为至少0.1重量％，至少0.5重量％，优选至少1.0重量％，更优选至少2.0重量％，相对于原料的重量。
在该方法中处理的烃基原料尤其可含有金属。相对于原料的重量，镍+钒的含量可以为至少10ppm，优选至少30ppm。
在该方法中处理的烃基原料尤其可含有康拉逊碳(carbone Conradson)。相对于原料的重量，康拉逊碳的含量可以为至少2.0重量％，优选至少5.0重量％。
这些原料可以有利地原样使用。或者，它们可以用共原料3稀释。与初始烃基原料1不同的共原料3与所述初始烃基原料一起引入，以稀释初始烃基原料。该共原料3可以是烃基级分或较轻烃基级分的混合物，其可优选地选自由流化床催化裂化(FCC或流化催化裂化)方法得到的产物，尤其是轻馏分(LCO或轻循环油)，重馏分(HCO或重循环油)，滗析油，FCC残留物。该共原料3也可以是常压柴油级分或真空柴油级分，其通过原油或来自转化方法(例如焦化或减粘裂化)的流出物的常压蒸馏或真空蒸馏获得。该共原料3也可以是通过对原油或来自转化工艺的流出物的常压蒸馏或真空蒸馏产生的残余物进行脱沥青而得到的脱沥青油。共原料3还可以有利地是由煤或生物质，芳族提取物或任何其它烃基级分的液化方法产生的一种或多种馏分，或非石油原料，例如热解油。根据本发明的重质烃基原料1可占总烃基原料(即通过本发明方法处理的如上定义的初始重质烃基原料1和共原料3)的至少50％，优选70％，更优选至少80％，甚至更优选至少90％。
在某些情况下，共原料3可以在固定床加氢处理步骤a)的第一催化床或随后的催化床的下游被引入。还可以在第一催化床的上游或下游或固定床加氢裂化步骤d)的后续催化床的上游或下游引入共原料13，或者在第一催化剂床或沸腾床加氢裂化步骤f)的后续催化床的上游或下游引入共原料20；共原料13和20是如在上面对于共原料3提到的那些的类型的烃基馏分。非常优选地，共原料13包括真空柴油，并且共原料20包含由流化床催化裂化方法得到的馏分。
加氢处理步骤a)
根据本发明，该方法包括在固定床反应器中进行的加氢处理步骤a)，其中，在氢气存在下，使任选与共原料3混合的至少一种初始烃基重质原料1与加氢处理催化剂接触，并允许得到流出物4。
术语“加氢处理”，通常称为HDT，旨在表示通过引入氢的催化处理，其允许精制，即显著降低烃基原料的金属、硫和其它杂质的含量，同时改善原料的氢与碳的比例，并将原料或多或少部分地转化为较轻的馏分。加氢处理特别包括加氢脱硫(通常称为HDS)反应，加氢脱氮(通常称为HDN)反应和加氢脱金属(通常称为HDM)反应，伴随氢化，加氢脱氧，加氢脱芳烃，加氢异构化，加氢脱烷基化，加氢裂化或加氢脱沥青反应，以及减少康拉逊碳。
根据本发明的一种实施方案，加氢处理步骤a)包括在固定床中的一个或多个加氢脱金属区中进行的第一加氢脱金属(HDM)步骤a1)和随后的在一个或多个固定床加氢脱硫区中的第二加氢脱硫(HDS)步骤a2)。在所述加氢脱金属的第一步骤a1)期间，在加氢脱金属条件下使原料和氢气在加氢脱金属催化剂上接触，然后在所述第二加氢脱硫步骤a2)期间，在加氢脱硫条件下，使来自第一加氢脱金属步骤a1)的流出物与加氢脱硫催化剂接触。这种称为HYVAHL-FTM的方法例如在专利US5417846中进行描述。
根据本发明的一种实施方案，当原料含有超过70ppm，甚至超过150ppm的金属时和/或当原料包含杂质如铁衍生物时，使用可切换反应器(PRS技术，可切换反应器系统)，如在专利FR2681871中所述。这些可切换反应器通常是位于固定床HDM部分上游的固定床。
根据本发明的一种实施方案，加氢处理步骤a)的至少一个反应器，优选可切换反应器，配备有过滤和分配装置，例如如在专利申请FR3043339和FR3051375中描述的那些的装置。
本领域技术人员容易理解的是，在HDM步骤中，进行HDM反应，但同时也进行一部分其它加氢处理反应，尤其是HDS反应。同样，在HDS步骤中，进行HDS反应，但同时也进行一部分其它加氢处理反应，尤其是HDM反应。本领域技术人员理解的是，HDM步骤在加氢处理步骤开始的地方(即金属的浓度处于其最大值的地方)开始。本领域技术人员理解的是，HDS步骤在加氢处理步骤结束的地方(即硫的去除是最困难的地方)结束。在HDM步骤和HDS步骤之间，本领域技术人员有时定义过渡区，在其中发生所有类型的加氢处理反应。
根据本发明的加氢处理步骤a)在加氢处理条件下进行。它可以有利地在300℃至450℃之间，优选在350℃至420℃之间的温度下，并且在5MPa至35MPa之间，优选11MPa至20MPa之间的绝对压力下进行。通常根据所希望的加氢处理水平和目标处理的持续时间来调节温度。最常见的是，烃基原料的空速，通常称为VVH，并且其被定义为原料的体积流量除以催化剂的总体积，可以在0.1h-1至5.0h-1，优选0.1h-1至2.0h-1，更优选0.1h-1至1.0h-1的范围内。与原料混合的氢气量可以在每立方米(m3)液体原料100-5000标准立方米(Nm3)之间，优选在200Nm3/m3至2000Nm3/m3之间，更优选在300Nm3/m3至1500Nm3/m3之间。加氢处理的步骤a)可以在工业上在具有下行液体流的一个或多个固定床反应器中进行。
所用的加氢处理催化剂优选是已知的催化剂。它可以是粒状催化剂，其在载体上包含至少一种金属或包含具有加氢-脱氢功能的金属(氧化物，硫化物等)的化合物。这些催化剂可有利地是包含至少一种VIII族金属的催化剂(所述VIII族金属通常选自镍和钴)和/或至少一种VIb族金属(优选钼和/或钨)。例如，可以使用在无机载体上包含相对于催化剂的总重量为0.5％至10.0％重量，优选1.0％至5.0％重量的镍(表示为氧化镍NiO)的镍，和相对于催化剂的总重量为1.0％至30.0％重量的钼，优选的5.0％至20.0％重量的钼(表示为氧化钼MoO3)的催化剂。该载体可以例如选自氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化镁、粘土和这些无机物中的至少两种的混合物。有利地，该载体可包含其它掺杂化合物，特别地选自氧化硼，氧化锆，二氧化铈，氧化钛，磷酸酐和这些氧化物的混合物的氧化物。最常使用氧化铝载体，并且非常通常地是掺杂有磷和任选的硼的氧化铝载体。当存在磷酸酐P2O5时，其浓度小于10.0重量％。当存在三氧化二硼B2O3时，其浓度小于10.0重量％。所用的氧化铝可以是γ(gamma)或η(êta)氧化铝。该催化剂通常为挤出物的形式。来自VIb和VIII族金属的氧化物的总含量相对于催化剂的总重量可以为5.0％至40.0％重量，通常为7.0％至30.0％重量，和在第VIb族的一种或多种金属与第VIII族的一种或多种金属之间以金属氧化物表示的重量比通常在20至1之间，最通常在10至2之间。
在本说明书中，化学元素的族根据CAS分类(CRC Handbook of Chemistry andPhysics, CRC出版社出版，主编D.R. Lide，第81版，2000-2001)给出。例如，根据新的IUPAC分类，根据CAS分类的第VIII族对应于第8、9和10列的金属。
在包括HDM步骤然后是HDS步骤的加氢处理步骤的情况下，优选使用适合于每个步骤的特定催化剂。
可用于HDM步骤中的催化剂例如在专利文献EP0113297，EP0113284，US5221656，US5827421，US7119045，US5622616和US5089463中得到指出。优选在可切换反应器中使用HDM催化剂。
可用于HDS步骤中的催化剂例如在专利文献EP0113297，EP0113284，US6589908，US4818743或US6332976中得到指出。
如专利文献FR2940143中所述，还可以使用同时用于HDM段和HDS段的在HDM和HDS中有活性的混合催化剂。
在步骤a)中注入原料1之前，优选对在根据本发明的方法中使用的催化剂进行原位或非原位硫化处理。
分离步骤b)
根据本发明的方法包括将由加氢处理步骤a)产生的流出物的分离步骤b)，将其分离成至少一种轻级分5和含有沸点为至少350℃的化合物的重级分7，和任选的包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分6。
术语“轻级分”旨在表示这样的烃级分，其中至少80％的化合物具有低于350℃的沸点。这种轻级分含有燃料基础油。
术语“含有沸点为至少350℃的化合物的重级分”是指这样的烃级分，其中至少50％的化合物的沸点大于或等于350℃，并且优选在其中至少80％的化合物的沸点大于或等于350℃。
优选地，在分离步骤b)期间获得的轻级分5包含气相和石脑油，煤油和/或柴油类型的至少一种轻烃级分。优选地，重级分7包含减压馏出物级分和减压渣油级分和/或常压渣油级分。更优选地，除了包含重级分7(其含有至少70％其沸点高于540℃的化合物的减压渣油级分)之外，还取出包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分6。
分离步骤b)可以根据任何方法和本领域技术人员已知的任何工具进行。该方法可选自高压或低压分离，高压或低压蒸馏，高压或低压汽提，以及可在不同压力和温度下操作的这些不同方法的组合。
分离优选在分馏段中进行，该分馏段可首先包括高压高温(HPHT)分离器，和任选的高压低温(HPBT)分离器，随后任选地跟有常压蒸馏段和/或真空蒸馏段。由加氢处理步骤a)产生的流出物4优选首先送至HPHT分离器，允许获得轻级分和主要含有沸点为至少350℃的化合物的重级分。HPHT分离不是根据精确的切割点进行的，而是类似于闪蒸类型(根据英文术语“flash”)的分离。分离的切割点有利地位于200℃-400℃之间。然后可以将由HPHT分离器产生的轻级分在HPBT分离器中进行部分冷凝，以获得含氢的气体级分和含有馏出物的液体级分。
优选地，由HPHT分离器产生的所述重级分，优选与包含由HPBT分离器产生的馏出物的所述液体级分的混合，然后可以通过常压蒸馏被分馏成至少一种常压馏出物级分(优选含有至少一种石脑油、煤油和/或柴油类型的轻烃级分)和常压渣油级分。至少一部分常压渣油级分也可以通过真空蒸馏被分馏成真空馏出物级分(优选含有真空柴油)和减压渣油级分。将减压渣油级分和/或常压渣油级分的至少一部分7有利地送至脱沥青步骤c)。一部分减压渣油级分和/或常压渣油级分也可以直接用作燃料基础油，尤其是燃料油基础油，例如具有低硫含量的燃料油基础油。一部分减压渣油级分和/或常压渣油级分也可以被送至另一转化方法，特别是FCC方法。一部分真空柴油级分6也可以直接用作燃料基础油，特别是作为具有低硫含量的燃料基础油。一部分真空柴油级分也可以被送至另一转化方法，特别是FCC方法或固定床加氢裂化方法。优选地，将至少一部分，非常优选全部的真空柴油级分6送至固定床加氢裂化步骤d)。
由分离步骤b)得到的气体级分优选进行纯化处理以回收氢气并将其再循环到步骤a)的加氢处理反应器和/或步骤d)的加氢裂化反应器和/或沸腾床加氢裂化步骤f)的反应器中。在加氢处理步骤a)和一方面固定床加氢裂化步骤d)和另一方面沸腾床加氢裂化步骤f)之间存在分离步骤b)有利地允许具有三个独立的氢回路，一个连接到步骤a)的加氢处理，一个连接到步骤d)的加氢裂化，另一个连接到步骤f)的加氢裂化，并且根据需要，它们可以彼此连接。氢气补充可以在加氢处理步骤a)的位置和/或在加氢裂化步骤d)的位置和/或在加氢裂化步骤f)的位置进行。循环氢气可以进料加氢处理步骤a)和/或加氢裂化步骤d)和/或加氢裂化步骤f)。压缩机可任选地与两个或三个氢回路共用。可连接两个或三个氢回路的事实允许优化氢管理并限制在用于净化气态流出物的压缩机和/或单元方面的投资。在专利申请FR2957607中描述了可用于本发明中的不同氢管理实施方案。
在分离步骤b)结束时获得的轻级分5，其包含石脑油，煤油和/或柴油类型的烃，可以根据本领域技术人员熟知的方法进行增值。获得的产物可以整合到燃料配方中，通常是燃料油(也称为燃料池)或可以经受额外的精制步骤。
轻级分5的石脑油，煤油，柴油级分和重级分6的真空柴油可以经受一种或多种处理，例如加氢处理，加氢裂化，异构化，催化重整，催化裂化或热裂化处理，以使它们单独或作为混合物达到可与硫含量，烟点，辛烷值，十六烷值等有关的规格。
在步骤b)结束时获得的轻级分5可以至少部分地用于形成在沉积物沉淀步骤h)中使用的根据本发明的馏出物馏分28。
脱沥青步骤c)
根据本发明的方法，由分离步骤b)得到的含有沸点为至少350℃的化合物的重级分7通过溶剂或溶剂混合物8进行脱沥青步骤c)，允许一方面获得包含沥青的级分10，另一方面获得包含DAO的级分11。因此，它是借助于至少一种烃类溶剂8的液-液萃取操作。
根据本发明的一种实施方案，原料1的一小部分可以在脱沥青步骤c)的入口处直接被注入，该部分绕过加氢处理步骤a)和分离步骤b)。
脱沥青步骤c)优选在特定条件下进行，该条件允许获得合格的DAO 11，优选具有低沥青质含量，和合格的沥青10，优选具有相当低的粘度和适中的软化点。
脱沥青步骤c)优选在单一步骤中进行，其通过使脱沥青原料，即由步骤b)得到的重级分7，任选地伴随有一部分初始重质烃基原料1，与含有烃的溶剂或溶剂混合物8接触来进行，以便获得包含沥青的级分10和包含DAO的级分11，步骤c)有利地在对于使用的溶剂或溶剂的混合物8而言的亚临界条件下(即低于临界点的条件)进行。可以使用非极性溶剂或非极性溶剂的混合物或极性和非极性溶剂的混合物。
步骤c)可以在萃取塔或萃取器中，或在混合器-滗析器中进行。步骤c)优选在包含置于一个或多个区域中的液-液接触器(填充元件和/或板等)的萃取塔中进行。优选地，将根据本发明的溶剂或溶剂混合物8以两个不同的水平位置引入萃取塔中。优选地，将脱沥青原料仅在一个引入水平位置被引入萃取塔中，通常作为与至少一部分溶剂或溶剂混合物8的混合物，并且通常在第一液-液接触器区域下方。优选地，溶剂或溶剂混合物8的另一部分在比脱沥青原料更低的位置，通常在第二液-液接触器区域下方被注入，脱沥青原料在该第二接触器区域上方被注入。
步骤c)在对于所述溶剂或溶剂混合物8而言的亚临界条件下进行。步骤c)在有利地为50至350℃，优选80至320℃，更优选120至310℃，甚至更优选150-300℃的温度下，有利地为0.1-6MPa，优选1-6MPa，更优选2-5MPa的压力下进行。
溶剂或溶剂混合物8的体积与由步骤b)得到的重级分7的质量之比通常为1/1至12/1，优选2/1至9/1，以升/千克表示。该比例包括可以分成多个注入点的所有溶剂或溶剂混合物。
所用的极性溶剂可选自环烷-芳族或纯芳族溶剂，包含杂元素的极性溶剂或它们的混合物。芳族溶剂有利地选自单芳烃，优选苯，甲苯或二甲苯，单独或作为混合物；双环芳香烃(diaromatiques)或多环芳香烃(polyaromatiques)；环烷-芳香烃，如四氢化萘或茚满；杂原子芳族烃(含氧的，含氮的或含硫的)或具有比饱和烃更极性特征的任何其它化合物家族，例如二甲基亚砜(DMSO)，二甲基甲酰胺(DMF)或四氢呋喃(THF)。在根据本发明的方法的脱沥青步骤中使用的极性溶剂可以是富芳族级分。根据本发明的富芳香级分可以是，例如，由FCC产生的馏分，例如重汽油或LCO，或由石油化学单元或精炼厂产生的馏分。还可以提及由煤，生物质或生物质/煤任选地与残余石油原料(在使用或不使用氢气和使用或不使用催化剂的热化学转化之后)的混合物衍生的馏分。优选地，所用的极性溶剂是纯单芳烃或与芳烃混合的单芳烃。
根据包含极性和非极性溶剂的组合的一种选择性脱沥青实施方案，在第一点注入极性和非极性溶剂的一部分或全部，同时溶剂或所述极性和非极性溶剂混合物的另一部分在第二点被注入。根据该实施方案，优选地，将比非极性溶剂更重的极性溶剂在最低点被注入。
所用的非极性溶剂优选是由饱和烃组成的溶剂，所述饱和烃包含的碳数大于或等于3，优选为3至5。这些溶剂以纯的或混合物形式进行使用(例如：烷烃和/或环烷烃或石脑油类型的轻石油馏分的混合物)。
优选地，在步骤c)中使用的溶剂8是非极性溶剂，其由至少80体积％的饱和烃组成，所述饱和烃包含的碳数大于或等于3，优选3至4，这使得获得具有相当低粘度和中等软化点的沥青，以促进沸腾床加氢裂化步骤f)，特别是沥青级分的高压泵送。
在脱沥青步骤c)中，萃取的温度和压力条件的选择与溶剂8的种类的选择的结合则允许调节萃取性能。由于这些特定的脱沥青条件，步骤c)可以允许在沥青级分10中沉淀出最大量的重质树脂和沥青质类型的极性结构，从而允许以改善的产率获得沥青组分10，所述产率通常大于50％，或甚至大于70％，相对于在脱沥青步骤c)进入时沸点高于540℃的化合物的量。此外，沥青的软化点适中，通常低于90℃，或甚至低于70℃；同样地，粘度适中，通常在100℃小于20000cSt，或在100℃甚至小于10000cSt。低的沥青粘度对于确保其在沸腾床加氢裂化步骤f)中在高压下的可泵送性而言是必要的。高沥青产率允许在沸腾床加氢裂化步骤f)的出口处获得更多的转化产物。同时，DAO级分11以中等产率，通常小于50％，或甚至小于30％的产率获得，相对于在进入脱沥青步骤c)时沸点高于540℃的化合物的量，其具有高纯度且含有极少量沥青质，通常低于500ppm的C7沥青质，或甚至低于300ppm的C7沥青质。
在萃取塔或混合器-滗析器的顶部，优选在位于最高位置的液-液接触器区域的上方，回收包含DAO 11和一部分溶剂或溶剂混合物的级分。
在萃取塔或混合器-滗析器的底部，优选在位于最低位置的接触器区域的下方，回收包含沥青和一部分溶剂或溶剂混合物的级分10。
根据一种实施方案，在步骤c)中注入提取助熔剂9(fluxant 9 de soutirage)，以便与包含沥青的级分10混合，以便更容易地取出所述级分。优选地，不需要注入提取助熔剂9。
使用的助熔剂可以是可以溶解或分散沥青的任何溶剂或溶剂混合物。助熔剂可以是选自单芳烃的极性溶剂，优选苯，甲苯或二甲苯；双环芳香烃(diaromatiques)或多环芳香烃(polyaromatiques)；环烷烃-芳香烃，如四氢化萘或茚满；杂原子芳烃；具有对应于沸点例如为200℃至600℃的分子量的极性溶剂，例如LCO(来自FCC的轻质循环油)，HCO(来自FCC的重循环油)，FCC浆料，HCGO(重质焦化气-油)，或从油链中提取的芳烃提取物或芳烃外馏分，由残余级分和/或煤和/或生物质的转化产生的VGO馏分。确定助熔剂的体积与沥青质量的比率以允许容易地取出混合物。
溶剂或溶剂混合物8可以由在分离步骤中补充和/或再循环部分组成。这些补充对于补偿在包含沥青的级分10中和/或在包含DAO 11的级分中的溶剂损失是必要的。这些损失很小但不能避免，因为分离步骤根据定义是不完美的。
脱沥青步骤c)包括使包含DAO的级分和溶剂或溶剂混合物分离的集成子步骤。将由萃取得到的包含DAO的级分进行分离子步骤，使得一方面可以获得DAO 11，另一方面可以获得在脱沥青步骤c)期间引入的溶剂或溶剂混合物。回收的溶剂或溶剂混合物可以被再循环到脱沥青步骤c)中。
这种允许分离DAO 11和溶剂或溶剂混合物的集成分离子步骤可以使用本领域技术人员已知的所有所需设备(沉降鼓，蒸馏或汽提塔，热交换器，烘箱，泵，压缩机，等等。)。
将至少一部分DAO 11送至固定床加氢裂化步骤d)。任选地，一部分DAO也可以直接用作燃料基础油，特别是作为具有低硫含量的燃料基础油。DAO的一部分也可以被发送到另一种转化工艺，特别是FCC工艺。
脱沥青步骤c)包括另一个使包含沥青的级分和溶剂或溶剂混合物分离的集成子步骤。将包含由提取得到的沥青的级分进行分离子步骤，使得一方面可以获得沥青10，另一方面可以获得在脱沥青步骤c)期间引入的溶剂或溶剂混合物。回收的溶剂或溶剂混合物可以被再循环到脱沥青步骤c)中。
将至少一部分沥青10送至沸腾床加氢裂化步骤f)。任选地，一部分沥青也可以直接用作燃料基础油，特别是作为具有低硫含量的燃料基础油。一部分沥青也可以被送到另一种转化工艺，特别是焦化工艺。一部分沥青(asphalte)也可用作用于制造地沥青(bitumes)的基料。
固定床加氢裂化步骤d)
根据本发明，在脱沥青步骤c)结束时，将步骤c)中获得的至少一部分DAO级分11送至固定床加氢裂化步骤d)中，并且允许获得流出物14。
氢12也可以在构成加氢裂化反应器的不同催化床的上游被注入。与在该步骤中所希望的加氢裂化反应并行地，也发生任何类型的加氢处理反应(HDM，HDS，HDN等)。发生引起形成常压馏出物的加氢裂化反应，其中在真空馏出物转化为常压馏出物的转化率，对于温和的加氢裂化，通常大于30％，通常在30％-50％之间，对于加强的加氢裂化，大于80％。特定条件，特别是温度条件和/或一种或多种特定催化剂的使用，允许促进所需的加氢裂化反应。
根据本发明的加氢裂化步骤d)在加氢裂化条件下进行。它可以有利地在340℃至480℃之间，优选在350℃至430℃之间的温度下，和在5MPa至25MPa之间，优选8MPa至20MPa之间，优选地在10MPa至18MPa之间的绝对压力下进行。通常根据所需的加氢处理水平和目标处理的持续时间来调节温度。最常见的是，烃基原料的空速，通常称为VVH，并且定义为原料的体积流量除以催化剂的总体积，可以在0.1h-1至3.0h-1，优选0.2h-1至2.0h-1，更优选0.25h-1至1.0h-1的范围内。与原料混合的氢气量可以在100至5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)液体原料之间，优选在200Nm3/m3至2000Nm3/m3之间，更优选在300Nm3/m3至1500Nm3/m3之间。加氢裂化步骤d)可以在工业上在至少一个具有下行液体物流的反应器中进行。
加氢裂化步骤d)通常包括两个串联的催化段，即上游加氢处理催化段，以限制下游加氢裂化催化段的失活。该加氢处理段特别旨在显著降低原料的氮含量，氮是加氢裂化催化段的双功能催化剂的酸功能的抑制剂。加氢裂化步骤d)还可包括第二加氢裂化催化段，其处理由分离步骤产生的至少一种重级分。
在加氢裂化步骤d)中使用的催化剂可以是加氢处理催化剂和加氢裂化催化剂。
所用的加氢处理催化剂可以是由无机氧化物类型的载体(优选氧化铝)和包含来自周期表的第VIII族(Ni，Co等)和第VI族(Mo等)的化学元素的活性相组成的加氢处理催化剂。
加氢裂化催化剂可以有利地是双功能催化剂，具有氢化相以便能够氢化芳族化合物并在饱和化合物和相应的烯烃之间产生平衡，和酸相，其允许促进加氢异构化和加氢裂化反应。酸功能有利地由具有表面酸性的高表面积(通常为100至800m2.g-1)的载体提供，例如卤化(特别是氯化或氟化)氧化铝，硼和铝氧化物的组合，无定形二氧化硅/氧化铝和沸石。氢化功能有利地由元素周期表第VIII族的一种或多种金属(如铁，钴，镍，钌，铑，钯，锇，铱和铂)贡献，或者由至少一种元素周期表第VIB族的金属(如钼和钨)和至少一种第VIII族的非贵金属(如镍和钴)的组合贡献。优选地，所用的双功能催化剂包含至少一种选自第VIII和VIB族金属的金属，单独或作为混合物，和包含10％至90％重量的沸石和90％至10％重量的无机氧化物的载体。所用的第VIB族金属优选地选自钨和钼，第VIII族的金属优选地选自镍和钴。根据另一个优选的变型，单功能催化剂和氧化铝，无定形二氧化硅-氧化铝或沸石类型的双功能催化剂可以以混合物或以连续的层进行使用。
优选地，在第二加氢裂化步骤d)期间使用的催化体积由至少30％的双功能型加氢裂化催化剂组成。
任选地，共原料13可以在加氢裂化段d)的任何催化床的上游被注入。该共原料通常是由直接蒸馏或由转化工艺产生的真空馏出物，或脱沥青油。
任选地，由分离步骤b)得到并包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分6也可以在加氢裂化步骤d)的任何催化床的上游被注入。优选地，在步骤a)中预先纯化的重级分6直接在下游加氢裂化催化段的入口被注入。
任选地，由分离步骤g)得到并包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的重级分24也可以在加氢裂化步骤d)的任何催化床的上游被注入。
任选地，固定床加氢裂化步骤d)可以根据具有再循环的步骤类型的模式进行，至少一部分重级分18在步骤d)的上游加氢处理催化段的上游或在步骤d)的下游加氢裂化催化段的上游进行再循环，以增加转化率。
任选地，固定床加氢裂化步骤d)可以根据具有再循环的两步类型的模式进行，至少一部分重级分18在步骤d)的第二加氢裂化催化段的上游进行再循环，从而增加整体转换率。
在一个实施方案变型中，将由固定床加氢裂化步骤d)产生的流出物14送至分离步骤b)中。
分离固定床加氢裂化流出物的任选步骤e)
在固定床加氢裂化步骤d)结束时获得的流出物包含液体烃级分和气体级分。所述流出物有利地在至少一个沉降鼓(ballon séparation)中分离成至少一个气体级分15和至少一个重质液体级分16。所述流出物可以使用本领域技术人员熟知的分离装置，特别地使用一个或多个可以在不同压力和温度下操作的沉降鼓进行分离，所述分离装置任选地与蒸汽或氢气汽提装置和一个或多个蒸馏塔连接。所述分离器可以是例如高压高温(HPHT)分离器和/或高压低温(HPBT)分离器。
气体级分含有气体，特别是H2，H2S，NH3和C1-C4烃。在任选冷却后，该气体级分优选在氢气纯化装置中进行处理，以回收在加氢裂化步骤d)期间未消耗的氢气。所述氢气纯化手段，其可以是与处理由加氢处理步骤a)和沸腾床加氢裂化步骤f)的流出物分离产生的气体级分的装置共用的，可以是用胺洗涤，膜，PSA类型系统，或串联的多个这些手段。
纯化的氢这时可以有利地在根据本发明的方法中再循环。氢可以在加氢处理步骤a)和/或固定床加氢裂化步骤d)和/或沸腾床加氢裂化步骤f)的入口和/或不同位置进行再循环。氢的再循环可任选地通过再压缩或膨胀进行，以便在步骤a)，d)或f)的入口处达到所需的压力。
在一个优选的实施方案中，除了所述气-液分离或所述分离装置系列之外，第二分离步骤e)包括至少一次常压蒸馏，其中在分离后得到的液体烃基级分是通过常压蒸馏将其分馏成至少一种常压馏出物级分(图中未示出的物流)和至少一种由未转化的减压馏出物组成的脱硫重级分16。所述常压馏出物级分可含有可以商业增值的燃料基础油(石脑油，煤油和/或柴油)，例如在精炼厂中用于生产机动车辆和航空燃料。煤油和/或柴油类型的级分也可用作用于船用馏出物类型池中的基础油或用作残余类型燃料油或船用燃料油池中的助熔剂(根据ISO8217)。减压馏出物类型的未转化级分可有利地被增值为硫含量小于0.5％或0.1％的船用燃料，特别地为硫含量小于0.5％或0.1％的船用馏出物类型池中的基础油，或为残余燃料油或燃料油池中的助熔剂(根据ISO8217)。
任选地，将至少一部分减压馏出物类型的未转化级分18再循环至加氢裂化步骤d)，并且根据该变型，可能需要进行由未转化的减压馏出物类型级分16组成的冲洗以分散(déconcenter)多环芳香族物质的和限制步骤d)的加氢裂化催化剂的失活。为了限制冲洗并因此增加总转化率，可以有利的是通过将至少一部分减压馏出物类型的未转化级分17送至脱沥青步骤c)的入口以任选地进行该冲洗，以便至少部分地除去在沥青级分10中的多环芳香族物质(espèces polyaromatiques)。
沸腾床加氢裂化步骤f)
根据本发明的方法，由脱沥青步骤c)得到的至少一部分沥青级分10的加氢裂化步骤f)在加氢裂化催化剂和氢气19存在下，在至少一个沸腾床反应器中进行。
由脱沥青步骤c)得到的至少一部分沥青级分10因此被送至加氢裂化步骤f)，该步骤在至少一个反应器中，有利地在两个反应器中进行，该反应器含有至少一个沸腾床加氢裂化催化剂。加氢裂化催化剂有利地是负载型催化剂。所述反应器可以以上行的液体和气体流动进行操作。加氢裂化的主要目的是将加氢裂化原料(其是一种重质烃基原料)转化为较轻的级分，同时对其进行部分精制。
根据一种实施方案，初始烃基原料1的一小部分可以在沸腾床加氢裂化步骤f)的入口处被直接注入(作为与由步骤c)产生的至少一部分沥青级分10的混合物)，而这部分初始重质烃基原料1没有在加氢处理步骤a)和脱沥青步骤c)中处理过。该实施方案可以类似于加氢处理步骤a)和脱沥青步骤c)的部分旁路。
根据一种实施方案，共原料(co-charge)20可以在第一沸腾床反应器的入口处或随后的一个或多个沸腾床反应器的入口处被注入。
根据一种实施方案，由分离步骤g)产生的重级分26可以在第一沸腾床反应器的入口或随后的一个或多个沸腾床的入口处被注入。
加氢裂化反应所需的氢19在加氢裂化步骤f)的入口处被引入。在加氢裂化步骤具有几个沸腾床反应器的情况下，氢气可以在每个反应器的入口处被注入。注入的氢气可以是补充流和/或再循环流。
沸腾床技术是本领域技术人员公知的。这里仅描述主要操作条件。沸腾床技术通常使用呈挤出物形式的负载型催化剂，其直径通常为约1毫米或更小。催化剂保留在反应器内并且不与产物一起排出，除了在为了维持催化活性所需的催化剂补充和取出的阶段期间。温度水平可以是高的，以获得高转化率，同时使所用催化剂的量最小化。通过在线更换催化剂可以使催化活性保持恒定。因此，不需要停止装置以更换废催化剂，也不需要提高沿该循环的反应温度以补偿失活。此外，在恒定操作条件下工作的事实有利地允许沿该循环获得恒定的产物产率和质量。如此，由于催化剂通过相当多的液体循环而保持搅拌，因此反应器上的压头损失保持低的且恒定。
沸腾床加氢裂化步骤f)的条件可以是用于烃基原料的沸腾床加氢裂化的常规条件。有利地在2.5MPa至35.0MPa，优选5.0MPa至25.0MPa，更优选6MPa至20MPa，甚至更优选11MPa至20MPa的绝对压力下进行操作。有利地在330℃至540℃之间，优选在350℃至500℃之间的温度下进行操作。反应器空速(VVHr)和氢分压是根据待处理产物的特性和所希望的转化率进行设定的参数。VVHr，其被定义为加氢裂化步骤的原料的体积流量除以反应器的总体积，通常在0.1h-1至10.0h-1的范围内，优选0.1h-1至5.0h-1，更优选0.1h-1至1.0h-1。与加氢裂化步骤的原料混合的氢气量通常为50至5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)液体原料，最通常为100Nm3/m3至1500Nm3/m3，优选200Nm3/m3至1200Nm3/m3。
可以使用常规的粒状加氢裂化催化剂，其在无机载体上包含至少一种具有加氢-脱氢功能的金属或含金属化合物(氧化物，硫化物等)。该催化剂可以是包含VIII族金属的催化剂，例如镍和/或钴，最通常与至少一种VIB族的金属，例如钼和/或钨组合。例如，可以使用在无机载体上包含相对于催化剂的总重量0.5％至10.0％重量的镍，优选1.0％至5.0％重量的镍(以氧化镍NiO表示)，相对于催化剂的总重量1.0％至30.0％重量的钼，优选5.0％至20.0％重量的钼(以氧化钼MoO3表示)的催化剂。该载体可以例如选自氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化镁、粘土和这些无机物中的至少两种的混合物。该载体还可含有其它化合物，例如选自氧化硼，氧化锆，氧化钛，磷酸酐的氧化物。最通常使用氧化铝载体，并且通常是掺杂有磷和任选的硼的氧化铝载体。当存在磷酸酐P2O5时，其浓度通常小于20重量％，最通常小于10重量％。当存在三氧化二硼B2O3时，其浓度通常小于10重量％。使用的氧化铝通常是γ(gamma)或η(êta)氧化铝。该催化剂可以是挤出物形式。第VI和VIII族金属的氧化物的总含量可以为5％至40％(重量)，优选7％至30％(重量)，在第VI组金属(或多种金属)与第VIII组的金属(或金属)之间以金属氧化物表示的重量比在20-1之间，优选在10-2之间。
废催化剂可以部分地用新鲜催化剂代替，通常以规则的时间间隔通过在反应器底部取出并在反应器顶部引入新鲜或新催化剂进行，即例如以分批(bouffé)或连续或准连续的方式。催化剂也可以通过底部引入，并可以通过反应器顶部取出。例如，可以每天引入新鲜催化剂。用新鲜催化剂替代废催化剂的速度可以是例如约0.05kg至约10kg/立方米加氢裂化步骤的原料。这种取出和这种取代是使用允许连续操作该加氢裂化步骤的装置进行的。加氢裂化反应器通常包含再循环泵，该再循环泵通过连续循环在反应器顶部取出的至少一部分液体并再注入反应器底部，可以将催化剂保持为沸腾床状态。还可以将从反应器中取出的废催化剂送至再生区，在再生区中，在将其再注入加氢裂化步骤f)之前，将其包含的碳和硫除去。
根据本发明方法的加氢裂化步骤f)可以在例如专利US6270654B中所述的H-OIL®方法条件下进行。
沸腾床加氢裂化可以在单个反应器中或在串联排列的多个反应器，优选两个反应器中进行。使用至少两个串联的沸腾床反应器允许获得更好质量的产物和更高产率。此外，在两个反应器中的加氢裂化允许在操作条件和催化体系的灵活性方面具有改进的可操作性。优选地，第二沸腾床反应器的温度比第一沸腾床反应器的温度高至少5℃。第二反应器的压力可以比第一反应器低0.1MPa至1.0MPa，以允许从第一步骤得到的至少一部分流出物的流动而不需要泵送。选择在两个加氢裂化反应器中的温度方面的不同操作条件，以便在每个反应器中能够控制加氢裂化步骤的原料氢化和转化成所需产物。
在加氢裂化步骤f)在串联排列的两个反应器中的两个子步骤(f1)和(f2)中进行的情况下，在第一子步骤f1)结束时获得的流出物可任选地经历轻级分和重级分的分离步骤，并且至少一部分，优选所有重级分可以在第二加氢裂化子步骤f2)中进行处理。该分离有利地在级间分离器(séparateur inter-étage)中进行，如例如在专利US6270654B中所述，并且尤其允许避免在第二加氢裂化反应器中轻级分的过度裂化。也可以将从较低温度下操作的第一加氢裂化子步骤(f1)的反应器中取出的废催化剂全部或部分地直接转移至在较高温度下操作的第二子步骤(f2)的反应器中，或者将从第二子步骤(f2)的反应器中取出的废催化剂全部或部分地直接转移到第一子步骤(f1)的反应器中。该级联系统例如在专利US4816841B中进行描述。
在大生产量的情况下，加氢裂化步骤也可以使用多个(通常是两个)反应器并联进行。因此，加氢裂化步骤可以包括多个串联的步骤，任选地通过级间分离器分离，每个级由一个或多个并联的反应器组成。
沸腾床加氢裂化流出物的分离步骤g)
根据本发明，该方法还包括将由加氢裂化步骤f)产生的流出物21分离成气体级分22和至少一种重质液体级分25的步骤g)。
在加氢裂化步骤f)结束时获得的流出物21包含至少一种重质液体级分25和含有气体的气体级分22，特别是H2，H2S，NH3和C1-C4烃(即包含1至4个碳原子)。重质液体级分是含有沸点为至少350℃的化合物的烃基液体级分，特别地其中至少50％的化合物具有大于或等于350℃的沸点的烃类液体级分，优选其中至少80％的化合物的沸点大于或等于350℃的烃类液体级分。
可以使用本领域技术人员公知的分离装置，特别地使用一个或多个可以在不同压力和温度下操作的任选地与蒸汽或氢气汽提装置和一个或多个蒸馏塔连接的沉降鼓，将气体级分22与流出物21分离。在加氢裂化步骤f)结束时获得的流出物21有利地在至少一个沉降鼓中分离成至少一个气体级分22和至少一个重质液体级分25。这些分离器可以例如是高压高温(HPHT)分离器和/或高压低温(HPBT)分离器。
在任选冷却后，该气体级分22优选在氢气纯化装置中处理，以回收在加氢裂化反应期间未消耗的氢气。该氢气纯化手段，其可以与处理气体级分(其由使加氢处理步骤a)和固定床加氢裂化步骤d)的流出物分离而产生)的手段共用，可以是胺洗涤，膜，PSA类型系统或多个串联排列的这些手段。
然后，纯化的氢可以有利地在根据本发明的方法中再循环。氢可以在加氢处理步骤a)和/或固定床加氢裂化步骤d)和/或沸腾床加氢裂化步骤f)的入口和/或不同位置再循环。氢的再循环可任选地通过再压缩或膨胀进行，以便在进入步骤a)，d)或f)时达到所需的压力。
分离步骤g)还可包括常压蒸馏和/或真空蒸馏。有利地，分离步骤g)还包括至少一次常压蒸馏，其中在分离后得到的液体烃基级分通过常压蒸馏进行分馏，得到至少一种常压馏出物级分和至少一种常压渣油级分。常压馏出物级分可含有燃料基础油(石脑油，煤油和/或柴油)，其在商业上可直接地或在任选的加氢处理步骤(例如在用于机动车辆和航空领域中的燃料生产的炼油厂中)之后增值。石脑油也在石油化学中增值。
本发明方法的分离步骤g)还可包括至少一次真空蒸馏，其中在分离后得到的液体烃基级分和/或在常压蒸馏后得到的常压渣油级分通过真空蒸馏进行分馏，得到至少一种减压馏出物级分23和至少一种减压渣油级分。优选地，分离步骤g)首先包括常压蒸馏，其中在分离后获得的液体烃基级分通过常压蒸馏被分馏成至少一种常压馏出物级分和至少一种常压渣油级分，然后进行真空蒸馏，其中在常压蒸馏后得到的常压渣油级分通过真空蒸馏被分馏成至少一个减压馏出物级分和至少一个减压渣油级分。减压馏出物级分通常含有真空柴油类型的级分。
至少一部分常压渣油级分和/或一部分减压渣油级分可以通过管线26再循环到沸腾床加氢裂化步骤f)中和/或通过管线27再循环到脱沥青步骤c)中。
至少一部分减压馏出物级分可以通过管线24送至固定床加氢裂化步骤d)中。
在步骤g)结束时获得的常压馏出物级分(未示出的物流)可以至少部分地用于形成在沉积物沉淀步骤h)中使用的根据本发明的馏出物馏分28。
脱沥青步骤h)
根据本发明的方法，由分离步骤g)得到的含有沸点为至少350℃的化合物的重质液体级分25使用溶剂或溶剂混合物28进行脱沥青步骤h)，允许一方面获得包含沥青的级分30，和另一方面获得包含DAO的级分31。因此，这是借助于至少一种烃基溶剂28的液-液萃取操作。
脱沥青步骤h)优选在特定条件下进行，该条件允许获得合格的DAO级分31，优选具有低沥青质含量，和合格的沥青30，优选具有相当低的粘度和适中的软化点。
脱沥青步骤h)优选在单一步骤中通过使脱沥青原料(即，由步骤g)得到的重级分25)与含有烃的溶剂或溶剂混合物28接触而进行，以获得包含沥青的级分30和包含DAO的级分31，步骤h)有利地在对于所用的溶剂或溶剂混合物28而言的亚临界条件下进行(即低于临界点的条件)进行实施。可以使用非极性溶剂或非极性溶剂的混合物或极性和非极性溶剂的混合物。
步骤h)可以在萃取塔或萃取器中，或在混合器-滗析器中进行。步骤h)优选在包含置于一个或多个区域中的液-液接触器(填充元件和/或板等)的萃取塔中进行。优选地，将根据本发明的溶剂或溶剂混合物28以两个不同的水平位置引入萃取塔中。优选地，将脱沥青原料仅在一个引入水平位置引入萃取塔中，其通常与至少一部分溶剂或溶剂混合物28混合并且通常在第一液-液接触器区域下方。优选地，溶剂的另一部分或溶剂混合物28在比脱沥青原料更低的位置，通常在液-液接触器的第二区域下方被注入，脱沥青原料在该第二接触区域上方注入。
步骤h)在对于所述溶剂或溶剂混合物28而言的亚临界条件下进行。步骤h)在有利地为50至350℃，优选80至320℃，更优选120至310℃，甚至更优选150-300℃的温度，在有利地为0.1-6MPa，优选1-6MPa，更优选2-5MPa的压力下进行。
溶剂或溶剂混合物28的体积与由步骤g)得到的重级分25的质量之比通常为1/1至10/1，优选2/1至8/1，以升/千克表示。该比例包括可以被分在多个注入点的所有溶剂或溶剂混合物。
所用的极性溶剂可选自环烷-芳族或纯芳族溶剂，包含杂元素的极性溶剂或它们的混合物。芳族溶剂有利地选自单芳烃，优选苯，甲苯或二甲苯，单独或作为混合物；双环芳香烃(diaromatiques)或多环芳香烃(polyaromatiques)；环烷烃-芳香烃，如四氢化萘或茚满；杂原子芳族烃(含氧的，含氮的或含硫的)或具有比饱和烃更极性的任何其它化合物家族，例如二甲基亚砜(DMSO)，二甲基甲酰胺(DMF)或四氢呋喃(THF)。在根据本发明的方法的脱沥青步骤中使用的极性溶剂可以是富芳族化合物馏分。根据本发明的富芳族化合物馏分可以是，例如，由FCC产生的馏分，例如重汽油或LCO，或由石油化学单元或精炼厂产生的馏分。还可以提及由煤，生物质或生物质/煤混合物衍生的馏分，任选地与在使用或不使用氢气、使用或不使用催化剂的热化学转化之后的残余石油原料一起。优选地，所用的极性溶剂是纯单芳烃或与芳烃混合的单芳烃。
根据包含极性和非极性溶剂的组合的一种选择性脱沥青实施方案，极性和非极性溶剂混合物的一部分或全部在第一点注入，而溶剂或所述极性和非极性溶剂混合物的另一部分在第二点被注入。根据该实施方案，优选地，将比非极性溶剂更重的极性溶剂在最低点被注入。
所用的非极性溶剂优选是由饱和烃组成的溶剂，所述饱和烃的碳数大于或等于3，优选为3至5。这些溶剂以纯的形式或作为混合物(例如：烷烃和/或环烷烃或石脑油类型的轻石油馏分的混合物)进行使用。
优选地，在步骤h)中使用的溶剂28是非极性溶剂，其由至少80体积％的饱和烃组成，所述饱和烃包含碳数大于或等于3，优选3至5，这以便以高产率获得DAO级分31，和相对低粘度的沥青，以有利于沥青级分30的泵送和增值。沥青级分30也可以直接用作燃料基础油，特别是作为硫含量低的燃料基础油。一部分沥青30也可以送到另一个转化工艺，特别是焦化工艺。沥青30的一部分也可以用作为制造地沥青的基料。
在脱沥青步骤h)中与溶剂28的种类的选择结合地选择萃取的温度和压力条件允许调节萃取性能。步骤h)可以允许，由于这些特定的脱沥青条件，从沥青级分30中沉淀出最大量的重树脂和沥青质类型的极性结构，从而允许以改善的产率获得沥青级分30，产率通常大于40％，或甚至大于45％，相对于在脱沥青步骤h)进入时沸点高于540℃的化合物的量。此外，沥青的软化点在50至220℃之间，优选在70至160℃之间；同样地，粘度通常为在200℃小于30000cSt，或在200℃甚至小于10000cSt。同时，以中等产率获得DAO级分31，产率通常大于40％，甚至大于45％，相对于在进入脱沥青步骤g)时沸点高于540℃的化合物的量。级分31含有少量沥青质，通常少于1000ppm的C7沥青质，或甚至少于500ppm的C7沥青质。
在萃取塔或混合器-滗析器的顶部，优选在位于最高位置的液-液接触器区域上方回收包含DAO 31和一部分溶剂或溶剂混合物的级分。
在萃取塔或混合器-滗析器的底部，优选在位于最低位置的接触器区域下方回收包含沥青和一部分溶剂或溶剂混合物的级分30。
根据一种实施方案，在步骤h)中注入提取助熔剂29，以便与包含沥青的级分30混合，以便更容易地取出所述级分。优选地，不需要注入提取助熔剂29。
使用的助熔剂可以是可以溶解或分散沥青的任何溶剂或溶剂混合物。助熔剂可以是选自单芳烃的极性溶剂，优选苯，甲苯或二甲苯；双环芳香烃(diaromatiques)或多环芳香烃(polyaromatiques)；环烷烃-芳香烃，如四氢化萘或茚满；杂原子芳烃；具有对应于沸点为例如200℃至600℃的分子量的极性溶剂，例如LCO(来自FCC的轻质循环油)，HCO(来自FCC的重循环油)，FCC浆料，HCGO(重质焦化气-油)，或从油链中提取的芳烃提取物或芳烃外馏分(coupe extra-aromatique)，由残余级分和/或煤和/或生物质的转化产生的VGO馏分。确定助熔剂体积与沥青质量的比率，以便容易地取出混合物。
溶剂或溶剂混合物28可以由补充和/或在分离步骤期间再循环的部分组成。这些补充对于补偿在包含沥青的级分30中和/或在包含DAO 31的级分中的溶剂损失是必要的。这些损失很小但是不能避免，因为分离步骤根据定义是不完美的。
脱沥青步骤h)包括使包含DAO 31的级分和溶剂或溶剂混合物分离的集成子步骤。将由萃取得到的包含DAO 31的级分进行分离子步骤，使得一方面可以获得DAO 31，另一方面可以获得在脱沥青步骤h)期间引入的溶剂或溶剂混合物。回收的溶剂或溶剂混合物可以被再循环到脱沥青步骤h)。
这种允许使DAO 31和溶剂或溶剂混合物分离的集成分离子步骤可以使用本领域技术人员已知的所有所需设备(沉降鼓，蒸馏或汽提塔，热交换器，烘箱，泵，压缩机，等等)。
将至少一部分DAO 31送至固定床加氢裂化步骤d)。任选地，一部分DAO也可以直接用作燃料基础油，特别是作为具有低硫含量的燃料基础油。DAO的一部分也可以被送到另一个转化工艺，特别是FCC工艺。
脱沥青步骤h)包括另一个使包含沥青的级分和溶剂或溶剂混合物分离的集成子步骤。将包含来自萃取的沥青的级分进行分离子步骤，使得一方面可以获得沥青30，另一方面可以获得在脱沥青步骤h)期间引入的溶剂或溶剂混合物。回收的溶剂或溶剂混合物可以再循环到脱沥青步骤h)。
沥青30可以直接用作燃料基础油或燃料油原油，特别地作为具有低硫含量的燃料油基料。一部分沥青也可以送到另一个转化工艺，特别是焦化工艺。一部分沥青也可用作用于制造地沥青的基料。
实施例
以下实施例说明本发明而不限制其范围。
实施例1(根据本发明)
具有在表1中所示特征并且由原油蒸馏得到的减压渣油在表2所示的条件下经受加氢处理步骤a)。
表1：减压渣油原料的性质
硫含量 重量% 2.7
氮含量 ppm 5800
C7沥青质含量 重量% 3.9
金属含量 ppm 203
沸点高于540℃的化合物 重量% 82
在15℃的密度 - 1.003
表2：加氢处理步骤a)的条件
温度 ℃ 370
氢分压 MPa 15
HDM和HDS催化剂 - 在氧化铝上的NiCoMo
空速“VVH” h<sup>-1</sup> 0.18
相对于步骤a)的原料的氢气覆盖率“H<sub>2</sub>/HC” Nm<sup>3</sup> H<sub>2</sub>/m<sup>3</sup> 1000
由加氢处理步骤a)产生的流出物经历分离步骤b)，这允许根据在表3中给出的分布回收气体和液体产物。
分离步骤b)包括常压蒸馏，然后真空蒸馏。
表3：加氢处理步骤a)的并在分离步骤b)后的产率(重量/原料％)
NH<sub>3</sub> + H<sub>2</sub>S 2.36
C1-C4 0.51
汽油级分 PI-180℃ 0.5
柴油级分 180-350℃ 4.00
真空柴油级分 350-540℃ 22.82
减压渣油级分 540℃+ 70.69
<u></u> <u>总和</u> <u>100.88</u>
在加氢处理步骤a)的出口处的液体流出物(PI-180、180-350、350-540和540℃+馏分的总和)中的C7沥青质含量为1重量％。
将PI-180℃馏分，180-350℃馏分和350-540℃馏分集合在一起，以获得包含至少80％其沸点在350至540℃之间的化合物的减压馏出物类型级分(PI-540℃)。将该减压馏出物类型级分送至固定床加氢裂化步骤d)。
将含有至少70％沸点高于540℃的化合物的减压渣油类型级分(540℃+)进行脱沥青步骤c)，其条件列于表4；在所述步骤c)结束时，获得脱沥青油级分(表示为DAO)和沥青级分(也称为Pitch)。
表4：脱沥青步骤c)的条件
萃取器的顶部温度 ℃ 80
萃取器的底部温度 ℃ 60
总压力 MPa 4.1
溶剂 - 丙烷
溶剂/原料体积比 v / v 8
相对于步骤c)原料的DAO产率 重量% 47
相对于步骤c)原料的沥青产率 重量% 53
将DAO级分送至固定床加氢裂化步骤d)，而将沥青级分送至沸腾床加氢裂化步骤f)。
由加氢处理步骤a)产生并在分离步骤b)中得到的减压馏出物级分、由脱沥青步骤c)和h)产生的DAO级分和由沸腾床加氢裂化步骤f)产生并在分离步骤g)中得到的的减压馏出物类型级分作为混合物被送至固定床加氢裂化步骤d)，其条件总结在表5中。
该固定床加氢裂化步骤d)包括加氢处理催化区，然后是加氢裂化催化区。
表5：固定床加氢裂化步骤d)的条件
加氢处理区温度 ℃ 382
加氢处理区催化剂 - 在氧化铝上的NiMo
加氢处理区空速“VVH” h<sup>-1</sup> 0.85
加氢裂化区温度 ℃ 380
加氢裂化区催化剂 - 在氧化铝+沸石上的NiMo
加氢裂化区空速“VVH” h<sup>-1</sup> 0.9
氢分压 MPa 15
相对于步骤d)的原料的氢气覆盖率“H<sub>2</sub>/HC” Nm<sup>3</sup> H<sub>2</sub>/m<sup>3</sup> 1000
由固定床加氢裂化步骤d)产生的流出物经历分离步骤e)，允许回收气体和液体产物，其产率，以相对于步骤d)的原料的重量百分比表示，显示在表6中。
分离步骤e)包括常压蒸馏。
表6：固定床加氢裂化步骤d)的并在分离步骤e)之后的产率(重量％/步骤d)原料)
NH<sub>3</sub> + H<sub>2</sub>S 0.70
C1-C4 4.04
汽油级分 PI-180℃ 38.85
柴油级分 180-350℃ 40.33
真空柴油级分 350-540℃ 14.18
减压渣油级分 <u>540℃+</u> <u>4.20</u>
<u></u> <u>总和</u> <u>102.30</u>
实际上，在步骤e)期间未分离真空柴油和减压渣油级分，并且产率从350℃+的常压渣油级分的分析推导出。
在使加氢裂化步骤d)的流出物分离的步骤e)结束时，获得可以送至燃料池的非常高的常压馏出物产率。
由脱沥青步骤c)得到的沥青级分上进行的沸腾床加氢裂化步骤f)的操作条件列于表7中：
表7：沸腾床加氢裂化步骤f)的条件
反应器温度 ℃ 420
催化剂 - 在氧化铝上的NiMo
反应器空速“VVH” h<sup>-1</sup> 0.18
氢分压 MPa 16
相对于步骤f)的原料的氢气覆盖率“H<sub>2</sub>/HC” Nm<sup>3</sup> H<sub>2</sub>/m<sup>3</sup> 650
由沸腾床加氢裂化步骤f)产生的流出物经历分离步骤g)，允许回收气体和液体产物，其产率表示以相对于步骤f)的原料的重量百分比表示(参见表8)。分离步骤g)包括常压蒸馏，然后真空蒸馏。
表8：沸腾床加氢裂化步骤f)的并在分离步骤g)之后的产率(重量％/步骤f)原料)
NH<sub>3</sub> + H<sub>2</sub>S 1.03
C1-C4 4.26
汽油级分 PI-180℃ 9.61
柴油级分 180-350℃ 30.64
真空柴油级分 350-540℃ 34.69
减压渣油级分 540℃+ 21.6
<u></u> <u>总和</u> <u>101.83</u>
汽油PI-180℃和180-350℃柴油类型常压馏出物可通过加氢处理送入燃料池。如前所述，将由分离步骤g)产生的减压蒸馏物类型350-540℃级分送至固定床加氢裂化步骤d)。减压渣油类型540℃+级分以0.8重量％含量含有现有沉积物(根据标准IP375测量)和在含量为1.5重量％的老化后沉积物(根据标准IP390测量)。将由分离步骤g)产生的该540℃+级分送至脱沥青步骤h)，在该步骤结束时得到脱沥青油级分或'DAO'，和沥青级分或'Pitch'。
表9：脱沥青步骤h)的条件
萃取器的顶部温度 ℃ 120
萃取器的底部温度 ℃ 80
总压力 MPa 5.2
溶剂 - 丁烷
溶剂/原料体积比 v / v 5
相对于步骤h)的原料的DAO产率 重量% 50
相对于步骤h)的原料的沥青产率 重量% 50
将DAO级分送至固定床加氢裂化步骤d)，而沥青级分在与LCO类型轻质馏分油和HCO类型重馏分油以50/20/30(对于该沥青级分)重量比混合后增值为燃料油。
考虑到整个方案，在起始原料中最初存在的沸点高于540℃的化合物的转化率为91.8重量％。
实施本发明方法的实施例1允许获得特别高的减压渣油级分转化为馏出物的转化率，特别是由于在加氢处理步骤a)期间沥青质的转化，这使得能够增加DAO的产率和降低沥青产率，DAO在固定床加氢裂化步骤d)期间被高度转化(表6)。在脱沥青步骤c)的上游步骤a)期间的加氢处理允许获得具有降低的杂质含量的沥青，从而有利地减少在沸腾床加氢裂化步骤f)期间催化剂的中毒。因此，当所述催化剂用于加氢裂化反应时，所述催化剂是更活性的，同时允许获得具有降低的杂质含量的转化产物。最后，脱沥青步骤h)允许回收另一种DAO级分，其在步骤d)期间在加氢裂化之后允许获得更多的馏出物。
实施例2(不根据本发明)
不根据本发明的实施例2在于在与在实施例1中相同的条件下和使用相同的原料，仅将加氢处理步骤a)，分离步骤b)和脱沥青步骤c)连接在一起。
加氢裂化步骤d)通过处理由分离步骤b)产生的减压馏出物类型级分(与实施例1相同的PI-540)和由脱沥青步骤c)产生的脱沥青油级分(与实施例1相同的DAO)进行。固定床加氢裂化步骤d)的操作条件在实施例3和实施例1中是相同的。步骤d)的流出物在分离步骤e)中进行分离。
表10：在实施例2中的固定床加氢裂化步骤d)的并在分离步骤e)之后的产率(重量％/步骤d)原料)
NH<sub>3</sub>+H<sub>2</sub>S 0.62
C1-C4 4.57
PI-180℃ 44.92
180-350℃ 38.65
350-540℃ 7.43
<u>540℃+</u> <u>5.11</u>
<u>总和</u> <u>102.41</u>
考虑到根据实施例2的整个方案，起始原料中最初存在的沸点高于540℃的化合物的转化率为50.5重量％，这远低于使用根据本发明的方法获得的转化率，这是由于没有沸腾床加氢裂化步骤f)。
实施例3(不根据本发明)
不是根据本发明的实施例3在于在与实施例1相同的条件下和使用相同的原料，仅将步骤c)，f)和g)连接在一起。固定床加氢裂化步骤d)仅通过处理由脱沥青步骤c)产生的DAO级分和来自沸腾床加氢裂化步骤f)的减压馏出物类型级分来进行。
表11：实施例3中的脱沥青步骤c)产率
相对于步骤c)的原料的DAO产率 重量％ 39
相对于步骤c)的原料的沥青产率 重量％ 61
由于在进入步骤c)时C7沥青质的含量增加，DAO产率相对于实施例1降低了8％重量。
表12：根据实施例3的加氢裂化步骤f)的产率(重量％/步骤f)原料)
NH<sub>3</sub>+H<sub>2</sub>S 2.93
C1-C4 4.14
PI-180℃ 9.3
180-350℃ 30.2
350-540℃ 33.55
540℃+ 22.1
<u>总和</u> <u>102.22</u>
表13：在实施例3中固定床加氢裂化步骤d)的并在分离步骤e)之后的产率(重量％/步骤d)原料)
NH<sub>3</sub>+H<sub>2</sub>S 2.02
C1-C4 4.79
PI-180℃ 46.87
180-350℃ 38.40
350-540℃ 4.92
<u>540℃+</u> <u>5.5</u>
<u>总和</u> <u>102.41</u>
考虑到根据实施例2的整个方案，起始原料中最初存在的沸点高于540℃的化合物的转化率为79.6重量％，这低于用本发明方法获得的转化率。此外，由于不存在加氢处理步骤a)，所得产物含有更多杂质，特别是含硫杂质。结果，在步骤f)期间的催化剂的消耗增加。

Claims (13)

1.一种处理烃基原料(1)的方法，所述烃基原料具有为至少0.1重量％的硫含量，为至少340℃的初始沸点，和为至少600℃的最终沸点，所述方法包括以下步骤：
a)在固定床反应器中进行的加氢处理步骤，其中使烃基原料在氢气存在下与加氢处理催化剂接触，允许获得流出物(4)，
b)将由加氢处理步骤a)产生的流出物(4)分离成至少一种轻级分(5)和含有沸点为至少350℃的化合物的重级分(7)的步骤，
c)借助于溶剂(8)或溶剂混合物使由分离步骤b)产生的重级分脱沥青的步骤，其允许获得包含沥青的级分(10)和包含脱沥青油的级分(11)，
d)使由步骤c)产生的级分11)的至少一部分加氢裂化的步骤，该步骤在加氢裂化催化剂和氢气存在下在至少一个固定床反应器中进行，允许获得流出物(14)，
e)将由步骤d)产生的流出物分离成至少一种气体级分(15)和含有沸点为至少350℃的化合物的重质液体级分(16)的步骤e)，
f)在加氢裂化催化剂和氢气存在下，在至少一个沸腾床反应器中进行的使由步骤c)产生的级分(10)的至少一部分加氢裂化的步骤，允许获得流出物(21)，
g)将由步骤f)产生的流出物(21)分离成至少一种气体级分(22)和含有沸点为至少350℃的化合物的重质液体级分(25)的步骤，
h)通过使所述级分(25)与溶剂(28)或溶剂混合物(28)接触使由步骤g)产生的重质液体级分(25)脱沥青的步骤，其允许获得包含沥青的级分(30)和包含脱沥青油的级分(31)。
2.根据权利要求1的方法，其中将由步骤g)获得的重级分(25)的一部分再循环至脱沥青步骤c)。
3.根据前述权利要求中任一项的方法，其中将由步骤g)获得的重级分(25)的一部分再循环至沸腾床加氢裂化步骤f)。
4.根据前述权利要求中任一项的方法，其中步骤g)使用真空蒸馏并且允许获得减压馏出物级分(23)。
5.根据权利要求4的方法，其中将减压馏出物级分(23)的一部分送至固定床加氢裂化步骤d)。
6.根据前述权利要求中任一项的方法，其中将由分离步骤b)产生的重级分(7)的至少一部分送至加氢裂化步骤d)。
7.根据前述权利要求中任一项的方法，其中将由分离步骤e)产生的包含至少80％沸点在350至540℃之间的化合物的重级分(16)的至少一部分送至加氢裂化步骤d)。
8.根据前述权利要求中任一项的方法，其中包含至少80％沸点在350至540℃之间的化合物的重级分(25)的至少一部分被送至加氢裂化步骤d)，该重级分由加氢裂化步骤f)的流出物的分离步骤g)产生。
9.根据前述权利要求中任一项的方法，其中在步骤c)和/或h)中使用的溶剂或溶剂混合物是由包含碳数大于或等于3，优选地在3-4之间的饱和烃组成的非极性溶剂。
10.根据权利要求9的方法，其中脱沥青步骤c)和/或h)在对于所述溶剂或溶剂混合物的亚临界条件下进行。
11.根据权利要求9和10中任一项的方法，其中在步骤c)和/或h)中，将一部分溶剂在第一点被注入萃取塔中，和另一部分溶剂在位于比第一点更低的第二点被注入萃取塔中。
12.根据前述权利要求中任一项的方法，其中步骤c)和/或h)在50至350℃的脱沥青温度和0.1至6.0MPa的压力下进行实施。
13.根据前述权利要求中任一项的方法，其中所述烃基原料选自常压渣油，由直接蒸馏产生的减压渣油，原油，拔顶原油，沥青砂或其衍生物，沥青页岩或其衍生物，和烃源岩油或其衍生物，它们单独使用或作为混合物使用。
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