CN111247231B - 用于回收氢化裂解的流出物的方法 - Google Patents

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Abstract

我们已发现在没有汽提塔的情况下氢化裂解馏出物流以及将其分离成多种产物馏分的方法，所述产物馏分包括LPG、轻质石脑油、重质石脑油和馏出物。此外，需要不超过两个依赖于外部设施的加热器来重新沸腾分馏器底部。本发明的方法消除了汽提塔，并且可省略使用外部设施的再沸腾加热器中的一个。

Description

用于回收氢化裂解的流出物的方法
优先权声明
本申请要求2017年9月20日提交的美国申请号15/710,669的优先权，其引用的申请的内容据此全文以引用方式并入。
技术领域
该领域是氢化裂解的烃料流，尤其是氢化裂解的馏出物流的回收。
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。氢化裂解是一种加氢处理方法，其中烃在氢气和氢化裂解催化剂的存在下裂解成较低分子量的烃。根据所需的输出，氢化裂解单元可含有一个或多个相同或不同的催化剂床。氢化裂解可利用一个或两个氢化裂解反应器级进行。
氢化处理回收部分通常包括分离部分中的一系列分离器，以将气体与液体物质分离，并且冷却液体料流并使之减压，以使其准备用于分馏成产物。回收氢气以再循环至氢化处理单元。用于用汽提介质诸如蒸汽汽提氢化处理的流出物的汽提塔用于在产物分馏之前从氢化处理的液体料流中除去不需要的硫化氢和其它轻质气体。
包括分馏塔的氢化处理回收部分依赖于源自氢化处理单元外部的外部设施，以提供用于气化分馏物质的加热器负荷。比外部设施更依赖于在氢化处理单元中产生的热量的分馏部分更节能。
在一些区域，柴油需求低于对较轻燃料产物的需求。提出馏出物或柴油氢化裂解以生产较轻燃料产物，诸如石脑油和液化石油气(LPG)。
因此，持续需要提高从氢化裂解的馏出物原料中回收燃料产物的方法的效率。
发明内容
我们已经发现了一种用于在没有汽提塔的情况下氢化裂解馏出物流以及将其分离成多种产物馏分的方法。此外，需要不超过两个依赖于外部设施的加热器来重新沸腾分馏器底部。
附图说明
图1是简化的工艺流程图。
图2是图1的另选地工艺流程图。
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以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”意指来自上游部件的流进入下游部件，而不经过分馏或转化单元，不会因物理分馏或化学转化而发生组成变化。
术语“绕过”意指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。
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底部的再沸器。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。底部温度是液体底部出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸腾的塔下游到塔的净管线。汽提器塔可省略塔的底部处的再沸器，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。汽提塔通常对顶部塔盘进料并从底部提取汽提产物。
如本文所用，术语“T5”或“T95”意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品分别沸腾5液体体积百分比或95液体体积百分比(根据具体情况)时的温度。
如本文所用，术语“外部设施”意指源自氢化处理单元外部的设施，其通常提供用于气化分馏物质的加热器负荷。外部设施可通过火焰加热器，蒸汽热交换器和热油加热器提供加热器负荷。
如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品开始沸腾的温度。
如本文所用，术语“端点”(EP)意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品全部沸腾的温度。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指用于确定对应于ASTM D2892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、馏出物馏分和残余物，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十五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“石脑油沸腾范围”意指使用TBP蒸馏方法，烃在介于0℃(32°F)和100℃(212°F)之间的IBP，或者介于15℃(59°F)和100℃(212°F)之间的T5的范围内沸腾，并且“石脑油分馏点”包括介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T95。
如本文所用，术语“柴油沸腾范围”意指使用TBP蒸馏方法，烃在介于125℃(257°F)和175℃(347°F)之间的IBP，或者介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T5的范围内沸腾，并且“柴油分馏点”包括介于343℃(650°F)和399℃(750°F)之间的T95。
如本文所用，术语“转化率”意指进料向沸点低于石脑油分馏点的物质的转化率。使用真沸点蒸馏方法，石脑油沸腾范围的石脑油分馏点介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，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。闪蒸转筒是可与可在较高的压力下操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。
具体实施方式
典型的馏出物氢化裂解回收部分包括四个塔。汽提塔用蒸汽流将硫化氢从液体氢化裂解的料流中汽提。将汽提的液体氢化裂解的料流分离成包含LPG和石脑油的塔顶料流和包含煤油产物的塔底料流的产物分馏塔。将产物塔顶料流在脱丁烷器分馏塔中分馏成包含LPG的脱丁烷器塔顶料流和包含石脑油的脱丁烷塔底料流。将脱丁烷塔底料流在石脑油分离器分馏塔中分馏成轻质石脑油塔顶料流和重质石脑油塔底料流。所有三个分馏塔都需要加热器，该加热器将外部设施用于氢化裂解单元，诸如火焰加热器或其他合适的加热器，诸如热油热交换器或高压蒸汽热交换器，用于在塔底料流被返回到塔或另一个热输入装置(诸如分馏进料加热器)之前对塔底料流的一部分进行重新沸腾。本发明的方法消除了汽提塔，并且可省略使用外部设施的再沸加热器中的一个。
在图中，用于氢化处理烃的氢化处理单元10包括氢化处理反应器部分12、分离部分14和分馏部分16。氢化处理单元10被设计用于将柴油范围烃氢化裂解成馏出物，诸如煤油、石脑油和LPG产物。将烃管线18中的柴油流和氢气管线20中的氢气流进料至氢化处理反应器部分12。氢化处理的流出物在分离部分14中分离，并在分馏部分16中分馏成产物。
发生在氢化处理反应器部分12中的氢化处理可以是氢化裂解和任选的加氢处理。氢化裂解是氢化处理反应器部分12中优选的方法。因此，术语“氢化处理(hydroprocessing)”在本文中将包括术语“氢化裂解(hydrotreating)”。
在一个方面，本文所述的方法和设备特别可用于氢化裂解包含馏出物的烃进料流。合适的馏出物可包括在以下范围内沸腾的柴油进料：使用TBP蒸馏方法，介于125℃(257°F)和175℃(347°F)之间的IBP，或者介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T5的范围，并且“柴油分馏点”包括介于343℃(650°F)和399℃(750°F)之间的T95。
氢气管线20中的氢气流可从氢化处理氢气管线23中分流出来。管线20中的氢气流可以是加氢处理氢气流。加氢处理氢气流可加入烃管线18中的烃料流以在烃进料管线26中提供烃进料流。烃进料管线26中的烃进料流可通过与氢化裂解的流出物管线48中的氢化裂解的料流并且在火焰加热器中进行热交换来加热。氢化处理进料管线28中的加热烃进料流可进料至任选的加氢处理反应器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。因此，术语“氢化处理(hydroprocessing)”在本文中可包括术语“加氢处理(hydrotreating)”。
加氢处理反应器30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30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。加氢处理反应器30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30可提供10体积％至30体积％的单程转化率。
加氢处理反应器30可包括特定物质针对压降缓解的保护床，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30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30中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2重量％至20重量％、优选地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％、优选地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，2.8MPa(表压)(400psig)至17.5MPa(表压)(2500psig)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1,250Nm3/m3油(7,500scf/bbl)、优选地168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)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。
烃进料管线28中的烃进料流可在加氢处理反应器30中的加氢处理催化剂上用来自加氢处理氢气管线20的加氢处理氢气流进行加氢处理以提供加氢处理的烃料流，其在加氢处理的流出物管线32中离开加氢处理反应器30。加氢处理的流出物料流仍然主要在柴油沸腾范围内沸腾，并且可被视为氢化裂解柴油进料流。负载有氨和硫化氢的氢气可在分离器中从氢化裂解柴油进料流除去，但是氢化裂解柴油进料流合适地直接进料至氢化裂解反应器40而不进行分离。氢化裂解柴油进料流可与从氢化处理氢气管线23提取的氢化裂解氢气管线21中的氢化裂解氢气流混合，并通过入口进料至氢化裂解反应器40以进行氢化裂解。
氢化裂解是指烃在氢气的存在下裂解成较低分子量烃的过程。氢化裂解反应器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和/或氢化裂解催化剂的各种组合。预期氢化裂解反应器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。氢化裂解反应器40也可在常规的连续气相、移动床或流化床氢化裂解反应器中操作。
氢化裂解反应器40包括多个氢化裂解催化剂床42。如果氢化裂解反应器部分12不包括加氢处理反应器30，则氢化裂解反应器40中的催化剂床42可包括加氢处理催化剂，其用于在用后续容器中的氢化裂解催化剂或氢化裂解反应器40中的催化剂床42氢化裂解烃进料流之前对烃进料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮。
在来自氢化裂解氢气管线21的氢化裂解氢气流的存在下，在氢化裂解反应器40中在氢化裂解催化剂上对加氢处理的柴油进料流进行氢化裂解以提供氢化裂解的料流。氢气歧管可将补充氢气流递送至催化剂床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每个氢化裂解催化剂床42，因此补充氢气在进入下游催化剂床42之前与从上游催化剂床42排出的氢化处理的流出物混合。
氢化裂解反应器可提供氢化裂解进料管线32中的加氢处理的烃料流的至少20体积％，通常大于60体积％的总转化率以提供沸点低于通常为石脑油的最重期望产物的分馏点的产物。氢化裂解反应器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。氢化裂解反应器40可在温和的氢化裂解条件下操作，这将提供烃进料流至沸点低于石脑油分馏点的产物的20体积％至60体积％、优选地20体积％至50体积％的总转化率。
氢化裂解催化剂可利用在其上沉积VIII族金属氢化组分的无定形二氧化硅氧化铝基料或沸石基料。附加的氢化组分可选自VIB族，以与基料结合。
沸石裂解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，为了用作裂解基料，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，优选的裂解基料是基于初始离子交换容量缺少至少10重量％并且优选地至少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。
在本发明优选的氢化裂解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℃(200°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。附加的金属促进的氢化裂解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(Crystalline chromosilicates)在US4,363,178中有更全面的描述。
通过一种方法，氢化裂解条件可包括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2.5hr-1的液时空速(LHSV)，以及421Nm3/m3(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气速率。如果需要温和的氢化裂解，条件可包括35℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至3.8MPa(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/bbl)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率。
氢化裂解的料流可在氢化裂解的流出物管线48中离开氢化裂解反应器40并在与氢化裂解反应器40和任选地加氢处理反应器30下游连通的分离部分14中分离。分离部分14包括一个或多个分离器，该一个或多个分离器与包括加氢处理反应器30和/或氢化裂解反应器40的氢化处理反应器下游连通。在一个方面，氢化裂解的流出物管线48中的氢化裂解的料流可与烃进料管线26中的烃进料流进行热交换，在冷却器53中进一步冷却并被递送至冷分离器50。在另一个方面，可随后将氢化裂解的流出物管线48中的氢化裂解的料流与冷闪蒸塔底管线74中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流进行热交换，以进一步冷却氢化裂解的料流并加热冷闪蒸液体氢化裂解的料流。
冷却的氢化裂解的料流可在冷分离器56中分离以提供冷蒸气氢化裂解的料流，所述冷蒸汽氢化裂解的料流在从冷分离器50的顶部延伸的冷塔顶管线52和从冷分离器50的底部延伸的冷塔底管线54中的冷液体氢化裂解的料流中包含富氢气体流。冷分离器50用于从氢化处理的料流中的烃液体中分离出富氢气体，以用于再循环至冷塔顶管线52中的反应器部分12。因此冷分离器50与氢化裂解反应器40下游连通。冷分离器50可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于氢化裂解反应器40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中以及通常液态烃处于塔底中。冷分离器50可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,900psig)之间的压力下操作。冷分离器50还可具有用于收集水相的储槽。冷塔底管线54中的冷液体氢化裂解的料流的温度可为冷分离器50的操作温度。在另一方面，附加的热分离器(未示出)可用于增强热回收和热交换网络优化。热分离器可在250°F(121℃)至500°F(260℃)下以及在氢化裂解反应器与冷分离器之间的中间压力下操作。
冷塔顶管线52中的冷蒸气氢化裂解的料流富含氢气。因此，可从冷蒸气氢化裂解的料流回收氢气。冷塔顶管线58中的冷蒸气氢化裂解的料流可通过具有塔盘或填充的再循环洗涤塔60，其中冷蒸气氢化裂解的料流被洗涤提取液(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。贫胺与冷蒸气氢化裂解的料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”冷蒸气氢化裂解的料流在再循环洗涤塔顶管线68中从再循环洗涤塔60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体可再生并在管线64中再循环回到再循环洗涤塔60。经洗涤的富氢料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44中压缩。洗涤器塔顶管线68中的经洗涤的富氢料流可在压缩机44的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23中的氢气流。再循环洗涤塔60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。
在另一个方面，冷塔底管线54中的冷液体氢化裂解的料流可发生压降并在冷闪蒸转筒70中闪蒸，以分离冷塔底管线54中的冷液体氢化裂解的料流。冷闪蒸转筒70可与冷分离器50的冷塔底管线54直接下游连通并且与氢化裂解反应器40下游连通。冷闪蒸转筒70可将冷塔底管线54中的冷液体氢化裂解的料流分离，以在从冷闪蒸转筒70的顶部延伸的冷闪蒸塔顶管线72中提供冷闪蒸蒸气氢化裂解的料流并且在从冷闪蒸转筒的底部延伸的冷闪蒸塔底管线74中提供冷闪蒸液体氢化裂解的料流。在一个方面，通常从闪蒸冷塔底管线74中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流汽提轻质气体诸如硫化氢。但是，此发现的进程省略了汽提塔。
冷闪蒸液体氢化裂解的料流可首先通过与冷闪蒸热交换器76中的氢化裂解的流出物管线48中的氢化裂解的料流进行热交换来加热。冷闪蒸热交换器76可将冷闪蒸液体氢化裂解的料流的温度升高至介于254℃(490°F)和282℃(540°F)之间，这使得冷闪蒸液体氢化裂解的料流足够热以使从管线85中的产物塔底料流取出的再沸腾管线87中的蒸出料流再沸腾。然后将经加热然后冷却的冷闪蒸液体氢化裂解的料流进料到产物分馏塔80中。
冷闪蒸转筒70可与冷分离器50的冷塔底管线54下游连通并且与氢化裂解反应器40下游连通。冷闪蒸转筒70可在与冷分离器50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2.4MPa(表压)(350psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可从冷闪蒸转筒70中的储槽除去闪蒸的含水料流。冷闪蒸塔底管线74中存在的冷闪蒸液体氢化裂解的料流的温度可与冷闪蒸转筒70的操作温度相同。冷闪蒸塔顶管线72中的冷闪蒸蒸气氢化裂解的料流含有大量的氢气，所述氢气可被洗涤和回收，诸如在变压吸附单元中。在另一方面，附加的热闪蒸转筒(未示出)可与热分离器下游连通。热闪蒸转筒可在与热分离器相同的温度下并且在类似于冷闪蒸转筒的压力下操作。可将来自热闪蒸转筒的蒸气冷却并与冷塔底管线54结合到冷闪蒸转筒的入口。
分馏部分16可包括产物分馏塔80和主分馏塔110。冷闪蒸塔底管线74中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流可主要包含LPG、石脑油和含有煤油和/或柴油的馏出物物质。冷闪蒸塔底管线74中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流可通过与氢化裂解的流出物管线48中的氢化裂解的料流进行热交换来加热，并且通过与再沸腾管线87中的蒸出料流热交换来冷却，并且进料到产物分馏塔80中。冷闪蒸塔底管线可沸腾至柴油沸腾范围，使用TBP蒸馏方法具有介于343℃(650°F)和399℃(750°F)之间的T95。产物分馏塔80可与氢化裂解反应器40下游连通。在一个方面，产物分馏塔80包括单个分馏塔。产物分馏塔80可与冷分离器50和冷闪蒸转筒70下游连通。
产物分馏塔80可分馏冷闪蒸液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的产物塔顶料流和包含石脑油和馏出物的产物塔底料流。馏出物流可包含柴油和/或其可包含煤油。LPG与石脑油之间的分馏点可介于26℃(80°F)和38℃(100°F)之间。来自产物分馏塔80的塔顶料流可在接收器82中冷却和分离，以提供包含乙烷和较轻气体的净塔顶气体流和在净塔顶液体管线86中包含LPG的净液体塔顶料流，所述较轻气体包括在废气管线84中的净废气流中的硫化氢。接收器液体的回流部分可返回至产物分馏塔80。来自产物分馏塔80的产物塔底85中的塔底料流可在净产物塔底管线88中的净产物塔底料流与再沸腾管线87中的蒸出料流之间分流，所述沸腾料流通过在再沸器交换器89中与在冷闪蒸塔底管线74中的受热的冷闪蒸液体料流进行热交换而再沸腾并返回到产物分馏塔80。产物分馏塔80可在介于177℃(350°F)和232℃(450°F)之间的温度和介于690kPa和1379kPa之间的压力下操作。净产物塔底管线88中的净产物塔底料流包含的石脑油比净产物塔顶液体管线86中的净产物塔顶料流的石脑油多。在净产物塔顶液体管线86中包含LPG的净产物液体塔顶料流可包含介于10摩尔％和30摩尔％之间的丙烷以及介于60摩尔％和90摩尔％之间的丁烷。
在将净产物塔底88中的净产物塔底料流进料至主分馏塔110之前，可使其发生压降，以分离三种产物料流，所述三种产物料流包括轻质石脑油(LN)、重质石脑油(HN)和馏出物。主分馏塔110可包括分隔壁112，该分隔壁将主分馏塔分成进料侧112f和产物侧112p。分隔壁112的顶端和底端分别不接触主分馏塔110的顶部和底部，因此物质可在分隔壁112上方和下方从进料侧112f行进至产物侧112p，反之亦然。主分馏塔分馏净产物塔底料流以提供主塔顶管线116中包含LN的主塔顶料流，包含从主中间管线120中的分隔壁112的产物侧的侧面出口120o提取的HN的主中间料流，以及在净主塔底管线118中包含馏出物诸如煤油和/或柴油的主塔底料流。可将来自主分馏塔110的主塔顶料流冷却以完成冷凝，从而在净主塔顶管线116中提供包含LN的净主塔顶料流。主塔顶料流的回流部分可回流至主分馏塔110。来自主分馏塔110的主塔底料流可在净主塔底管线118中的净主塔底料流与主再沸腾管线中的主蒸出料流之间分流。从侧面出口120o提取的中间料流从分隔壁112的112p产物侧提取。分隔壁112插置在进料入口88f与侧面出口120o之间，因此进料物质必须行进在分隔壁112的上方或下方以离开主中间管线120中的主中间料流中的侧面出口120o。将主再沸腾管线中的主蒸出料流在火焰加热器中再沸腾并返回至主分馏塔110。主分馏塔110可在介于204℃(400°F)和260℃(500°F)之间的温度和介于103kPa和276kPa(表压)之间的压力下操作，所述压力小于产物分馏塔80中的压力。
净主塔底管线118中的主塔底料流包含的馏出物比主中间管线120中的主中间料流中的馏出物或净主塔顶管线116中的净主塔顶料流中的馏出物多。净主塔顶管线116中的净主塔顶料流包含的LN比主中间管线120中的主中间料流中的LN或净主塔底管线118中的净主塔底料流中的LN多。LN与HN之间的分馏点可介于77℃(170°F)和99℃(210°F)之间。主中间管线120中的主中间料流包含的HN比净主塔顶管线116中的净主塔顶料流中的HN或净主塔底管线118中的净主塔底料流中的HN多。
使用ASTM D-86蒸馏方法，包含煤油和/或柴油的净主塔底管线118中的净主塔底料流可具有介于177℃(350°F)和204℃(400°F)之间的T5和介于266℃(510°F)和371℃(700°F)之间的T95。使用ASTM D-86蒸馏方法，主中间管线120中包含HN的主中间料流可具有介于99℃(210°F)和110℃(230°F)之间的T5，以及介于154℃(310°F)和193℃(380°F)之间的T95。包含LN的净主塔顶管线116中的净主塔顶料流可具有介于7℃(45°F)和16℃(60°F)之间的T5和介于71℃(160℃)和82℃(180°F)之间的T95。
因此，裂解的柴油可分馏成LPG，LN，HN和包含煤油和/或柴油的馏出物，而不具有汽提塔，并且仅具有一个依赖于外部设施的再沸器加热器，诸如火焰加热器和仅两个分馏塔。
图2示出了图1的一个可供选择的实施方案，其具有在主分馏塔120’中进一步分馏之前对净产物塔底料流88’进行预分馏的预分馏塔130。具有与图1中相同构型的图2中的元件具有与图1中相同的附图标号。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基本上与图1中相同，除非另外指明。
氢化裂解的流出物管线48’中的氢化裂解的料流可与在从产物塔底管线85’中的产物塔底料流提取的再沸腾管线87’中的产物蒸出料流进行热交换，而不是与冷闪蒸塔底管线74’中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流进行中间热交换。将冷闪蒸塔底管线74’中的冷闪蒸液体氢化裂解的料流单独冷却并进料至产物分馏塔80’。来自产物分馏塔85’的塔底料流可在净产物塔底管线88’中的净产物塔底料流与再沸腾管线87’中的产物蒸出料流之间分流，所述产物沸腾料流通过与再沸器交换器89’中的氢化裂解的流出物管线48’中的氢化裂解的料流进行热交换而再沸腾并返回至产物分馏塔80’。因此，不需要依赖外部设施诸如火焰加热器的加热器来蒸出再沸腾管线87’中的产物蒸出料流。在图1的实施方案中，再沸腾管线87’上的热交换布置可用于再沸腾管线87上，并且在图1的实施方案中，再沸腾管线87上的热交换布置可用于图2的实施方案中的再沸腾管线87’上。
在将净产物塔底管线88’中的净产物塔底料流进料到预分馏塔130中之前，可使其发生压降。预分馏塔130对净产物塔底料流进行预分馏，以在预分馏塔顶管线132中提供预分馏塔顶料流，并且在预分馏塔底管线134中提供预分馏塔底料流。预分馏塔顶管线132将为蒸气的预分馏塔顶料流从预分馏塔130的顶部出口130o传送至蒸气进料入口132i至主分馏塔110’中的蒸气进料托盘114上方的蒸气空间。预分馏塔底管线134将为液体的预分馏塔底料流从预分馏塔130的底部出口134o传送至液体进料入口134i至主分馏塔110’中的液体进料托盘115上。预分馏塔130与主分馏塔110’热集成，因此在预分馏塔130上不实现再沸器或冷凝器。预分馏塔130可以是Petlyuk塔。
从主分馏塔110’中的蒸气进料塔盘114的下侧上的液体出口136o中提取回流管线136中的液体回流料流，并且回流至预分馏塔130。将回流料流从蒸气进料塔盘114上的液体出口136o中提取至第二分馏塔110’，所述蒸气进料塔盘低于用于预分馏塔顶料流的蒸气进料入口132i。用于回流管线136的回流入口136i处在低于预分馏塔130上的顶部出口132o的高度处。汽提管线138中的蒸气汽提料流从主分馏塔110’中的液体进料塔盘115上方的蒸气空间中的蒸气出口138o中提取，并返回至预分馏塔130。汽提料流从预分馏塔底料流的液体进料入口134i上方的蒸气出口138o提取至第二分馏塔110’。用于汽提管线138的汽提入口138i处于高于预分馏塔130上的底部出口130o的高度处。
主分馏塔110’分离三种产物料流，所述三种产物料流包括轻质石脑油(LN)、重质石脑油(HN)和馏出物。主分馏塔分馏净产物塔底料流88’，以提供在净主塔顶管线116中包含LN的主塔顶料流，包含从主中间管线120中的侧面出口120o提取的重质石脑油的主中间料流，以及在净主塔底管线118中包含馏出物诸如柴油和/或煤油的净主中间塔底料流。可将来自主分馏塔110’的主塔顶料流冷却以完成冷凝，从而在净主塔顶管线116中提供包含LN的净主塔顶料流。主塔顶料流的回流部分可回流至主分馏塔110’。来自主分馏塔110’的主塔底料流可在净主塔底管线118中的净主塔底料流与主再沸腾管线中的主沸腾料流之间分流。再沸腾管线中的主蒸出料流在加热器中再沸腾，所述加热器需要外部设施诸如火焰加热器，并且返回至主分馏塔110’。从侧面出口120o提取的中间料流从主分馏塔110′的侧面提取。主分馏塔110’可在介于204℃(400°F)和260℃(500°F)之间的温度和介于103kPa和276kPa(表压)之间的压力下操作，所述压力小于产物分馏塔80’中的压力。
净主塔底管线118中的净主塔底料流包含的馏出物比主中间管线120中的主中间料流中或净主塔顶管线116中的净主塔顶料流中的馏出物多，该馏出物包含柴油和/或煤油。石脑油与馏出物之间的石脑油分馏点可介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间。净主塔顶管线116中的净主塔顶料流包含的LN比主中间管线120中的主中间料流中的LN或净主塔底管线118中的净主塔底料流中的LN多。LN与HN之间的分馏点可介于77℃(170°F)和99℃(210°F)之间。主中间管线120中的主中间料流包含的HN比净主塔顶管线116中的净主塔顶料流中的HN或净主塔底管线118中的净主塔底料流中的HN多。
使用ASTM D-86蒸馏方法，包含具有煤油和/或柴油的馏出物的净主塔底管线118中的净主塔底料流可具有介于177℃(350°F)和204℃(400°F)之间的T5和介于266℃(510°F)和371℃(700°F)之间的T95。使用ASTM D-86蒸馏方法，主中间管线120中包含HN的主中间料流可具有介于99℃(210°F)和110℃(230°F)之间的T5，以及介于154℃(310°F)和193℃(380°F)之间的T95。包含LN的净主塔顶管线116中的净主塔顶料流可具有介于7℃(45°F)和16℃(60°F)之间的T5和介于71℃(160℃)和82℃(180°F)之间的T95。
因此，裂解的柴油可分馏成LPG，LN，HN和包含煤油和/或柴油的馏出物，而不具有汽提塔，并且仅具有一个依赖于外部设施的再沸器加热器用于加热器负荷。
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，所述方法包括在第一分馏塔中分馏液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的第一塔顶料流和第一塔底料流；以及在第二分馏塔中分馏所述第一塔底料流以提供包含轻质石脑油的第二塔顶料流、包含馏出物的第二塔底料流和包含重质石脑油的中间料流。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，所述方法还包括在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对柴油进料流进行氢化裂解，以提供氢化裂解的料流；以及在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供气态氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流。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，所述方法还包括将所述第一塔底料流的蒸出部分与所述液体氢化裂解的料流或所述氢化裂解的料流进行热交换。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，其中所述第二分馏塔在低于所述第一分馏塔的压力下操作。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，其中所述中间料流从所述第二分馏塔的侧面出口提取。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，所述方法还包括插置在所述第二分馏塔的进料入口与所述侧面出口之间的分隔壁。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，所述方法还包括在预分馏塔中对所述第一塔底料流进行预分馏，以向所述第二分馏塔提供预分馏塔顶料流，并且向所述第二分馏塔提供预分馏塔底料流。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，所述方法还包括将回流料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔。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，所述方法还包括将汽提料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔，其中在所述回流料流的出口下方的出口处，从所述第二分馏塔中提取所述汽提料流。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，所述方法还包括将所述汽提料流从所述预分馏塔底料流的入口上方的所述出口提取到所述第二分馏塔。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，所述方法还包括将所述回流料流从所述预分馏塔顶料流的入口下方的所述出口提取到所述第二分馏塔。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，其中使用ASTM D-86蒸馏方法，所述第二塔底料流具有介于177℃(350°F)和204℃(400°F)之间的T5以及介于266℃(510°F)和371℃(700°F)之间的T95。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，其中使用ASTM D-86蒸馏方法，所述中间料流具有介于99℃(210°F)和110℃(230°F)之间的T5，以及介于154℃(310°F)和193℃(380°F)之间的T95。
本发明的第二实施方案是一种方法，所述方法包括在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对柴油进料流进行氢化裂解，以提供氢化裂解的料流；在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供气态氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流；在第一分馏塔中分馏液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的第一塔顶料流和第一塔底料流；以及在第二分馏塔中分馏所述第一塔底料流以提供包含轻质石脑油的第二塔顶料流、包含煤油的第二塔底料流和包含重质石脑油的中间料流。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，所述方法还包括将所述第一塔底料流的再沸腾部分与所述液体氢化裂解的料流进行热交换。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，其中所述第二分馏塔在低于所述第一分馏塔的压力下操作。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，其中所述中间料流从所述第二分馏塔的侧面出口提取。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，所述方法还包括插置在所述第二分馏塔的进料位置与所述侧面出口之间的分隔壁。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，所述方法还包括在预分馏塔中对所述第一塔底料流进行预分馏，以向所述第二分馏塔提供预分馏塔顶料流，并且向所述第二分馏塔提供预分馏塔底料流；将回流料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔；将汽提料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔，其中在所述回流料流的出口下方的出口处，从所述第二分馏塔中提取所述汽提料流；将所述汽提料流从所述预分馏塔底料流的入口上方的所述出口提取到所述第二分馏塔；以及将所述回流料流从所述预分馏塔顶料流的入口下方的所述出口提取到所述第二分馏塔。
本发明的第三实施方案是一种方法，所述方法包括在第一分馏塔中分馏液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的第一塔顶料流和第一塔底料流；在第二分馏塔中分馏所述第一塔底料流以提供包含轻质石脑油的第二塔顶料流、包含煤油的第二塔底料流和包含重质石脑油的中间料流；以及将所述第一塔底料流的再沸腾部分与所述液体氢化裂解的料流进行热交换。
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，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论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)

1.一种用于回收氢化裂解的流出物的方法，所述方法包括：
在第一分馏塔中分馏液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的第一塔顶料流和包含石脑油的第一塔底料流；
在第二分馏塔中分馏所述第一塔底料流以提供包含轻质石脑油的第二塔顶料流、包含馏出物的第二塔底料流和包含重质石脑油的中间料流；以及
将所述包含石脑油的第一塔底料流的蒸出部分与所述液体氢化裂解的料流进行热交换，
其中所述方法消除了汽提塔。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：
在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对柴油进料流进行氢化裂解，以提供氢化裂解的料流；以及
在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供气态氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二分馏塔在低于所述第一分馏塔的压力下操作。
4.根据权利要求1所述的方法，其中所述中间料流从所述第二分馏塔的侧面出口提取。
5.根据权利要求4所述的方法，所述方法还包括插置在所述第二分馏塔的进料入口与所述侧面出口之间的分隔壁。
6.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括在预分馏塔中对所述第一塔底料流进行预分馏，以向所述第二分馏塔提供预分馏塔顶料流，并且向所述第二分馏塔提供预分馏塔底料流。
7.根据权利要求6所述的方法，所述方法还包括将回流料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔。
8.根据权利要求7所述的方法，所述方法还包括将汽提料流从所述第二分馏塔提取回到所述预分馏塔，其中在所述回流料流的出口下方的出口处，从所述第二分馏塔中提取所述汽提料流。
9.根据权利要求8所述的方法，所述方法还包括将所述汽提料流从所述预分馏塔底料流的入口上方的所述出口提取到所述第二分馏塔。
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