CN111684047A - 用氢气再循环加氢处理残留物流的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种方法，所述方法通过将再循环氢气流分流并将所分流的氢气流中的每个氢气流分别进料至具有阶段间分离的脱金属和脱硫的第一阶段和第二阶段来增强残留物进料流的脱金属和脱硫的催化活性。在再循环之前，所述再循环氢气流可首先进行洗涤以除去酸性气体并进行压缩。所述再循环氢气流获取自第一加氢处理单元的第一热蒸汽流以及第二加氢处理单元的第二热蒸汽流。

Description

用氢气再循环加氢处理残留物流的方法
技术领域
该技术领域是残留物流的加氢处理。具体地讲，该技术领域是残留物流的脱硫。
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。加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃流接触的方法，该加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属(诸如铁、镍和钒)。
从分馏塔的底部产生残留物或残渣流。残渣加氢处理是从常压残留物(AR)或真空残留物(VR)进料中除去金属、硫和氮的加氢处理方法，使得其可裂化成有价值的燃料产品。
残渣流的加氢处理要求高苛刻度。残渣脱硫单元通常预先用加氢脱金属(HDM)催化剂，之后是加氢脱硫(HDS)催化剂。在很多情况下，残渣加氢处理单元是金属受限的，因此相对于其在单元关闭或周转时加氢处理更多残渣进料的残留能力，HDM催化剂并未得到充分利用。在反应器入口处，HDM催化剂完全吸附了进料金属最浓缩处的金属。然而，在下游的HDM催化剂床中，进料中较低浓度的金属用于避免完全吸附到HDM催化剂上。金属沉积在HDM催化剂上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，升高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催化剂中的一部分HDM催化剂被金属饱和时，进料中的金属迁移至影响HDS活性的下游HDS催化剂床。另外，焦炭积聚还不利地影响所有催化剂床的反应速率。在操作的稍后阶段，当温度调节不能补偿脱硫反应速率的降低时，进入下游HDS催化剂床的金属穿透开始发生。因此，关闭单元并且结束循环以用新鲜催化剂替换。
精炼厂在很多情况下期望加氢处理产物具有低于某一硫规格的恒定产品质量。当在固定的单位循环周期的整个操作过程中可获得并维持较高的脱硫反应速率(表现为沿单位循环周期的一致的温度特征图)时，对于相同体积的催化剂，在整个循环中实现了更好的产品质量。
残渣烃进料的特征在于较高的沸点范围、较大的分子量和较大的芳香度，这导致在通常称为沥青质的典型正庚烷溶剂中具有较高的不溶性。在残渣烃进料中，硫含量在很多情况下与沥青质和碳残留物相关联，J Speight，“The Desulfurization Of Heavy OilsAnd Residua(重油和残留物的脱硫)”的第2章和第6章(CRC出版社第2版，1981年)揭示了硫物质嵌入残渣进料中的芳族沥青化合物中的更大趋势。由于硫物质与具有3重量％至6重量％的硫和5重量％至25重量％的沥青质的典型残渣进料中沥青含量的强缔合，残渣进料可包含至少10重量％至50重量％沥青形式的硫。脱硫反应和脱金属反应之间的竞争同时发生，从而使得沥青硫的脱硫更加困难。还已知沥青质分子造成扩散限制，从而导致从沥青质分子中除去杂原子的动力学速率较慢。此外，芳族硫具有比硫化物分子更低的固有动力学速率。此外，在所有芳族硫物质中，已知多环噻吩和取代的噻吩在典型的加氢处理条件下具有最低的反应速率。在很多情况下，精炼厂根据加氢处理产物的下游应用确定硫和金属规格。现代精炼厂常常发现需要将最难熔的硫物质的至少一部分脱硫以满足监管要求。
使残渣进料中的产物硫规格复杂化的是高浓度的沥青硫，该高浓度的沥青硫的特征在于沥青和芳族大分子基质中的硫，该硫还可与残渣进料中的多环噻吩诸如苯并噻吩和二苯并噻吩缔合。脱硫过程期间形成的硫化氢增加了更深层脱硫的附加困难。据报道，馏出物原料中能够分析识别的多环噻吩和取代的噻吩在硫化氢的存在下显著抑制了加氢脱硫反应。J.Chen，“HDS Reactivities of Dibenzothiophenic Compounds in a LC-FinerLGO and H2S/NH3 Inhibition Effect(LC-Finer LGO中二苯并噻吩化合物的HDS反应性和H2S/NH3的抑制作用)”，83Fuel(2004年)，第305卷，第311页。由于硫化氢的存在，尤其是在最后的更深层脱硫步骤中，很可能难以除去残渣原料中的难熔硫，但是理论证据的支持受到分析工具的可用性的限制，无法译解残渣进料中沥青大分子基质的复杂性。因此，降低处理气体中硫化氢的浓度对于残渣加氢处理是重要的。
将高度期望可有效地使残渣流脱金属和脱硫的加氢处理方法。
发明内容
本发明的方法通过分别将来自脱金属和脱硫的两个阶段中的每个阶段的氢气再循环回到两个阶段中的每个阶段来增强残留物进料流的脱金属和脱硫的催化活性。再循环的氢气可在其被分别再循环至脱金属阶段和脱硫阶段之前被洗涤和再压缩。
附图说明
图1是两阶段加氢脱硫单元的示意图。
图2是图1的另选单元的示意图。
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物质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，以及在塔的塔底处的用于气化一部分塔底料流并将其送回塔的底部的再沸器。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。塔顶压力是塔的蒸汽出口处的塔顶蒸汽的压力。底部温度是液体底部出口温度。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。汽提塔省略了塔的底部的再沸器，并且相反提供对液化的惰性蒸汽介质(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)意指与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、馏分和渣油，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的收率，从所述质量和体积使用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“初始沸点”(IBP)意指使用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”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸汽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。
具体实施方式
本发明的方法通过分流再循环氢气流并将所分流的氢气流中的每个氢气流分别进料至具有阶段间分离的两个分离的加氢处理阶段、脱金属阶段和脱硫阶段来增强残留物进料流的脱金属和脱硫的催化活性。在再循环之前，再循环氢气流可首先进行洗涤以除去酸性气体并进行压缩。再循环氢气流可获取自第一阶段加氢处理单元12的第一热蒸汽流以及第二阶段加氢处理单元16的第二热蒸汽流。
用于加氢处理烃残渣流的方法10包括第一阶段加氢处理单元12、第一阶段分离区段14、第二阶段加氢处理单元16和第二阶段分离区段18。
将残渣管线20中的烃残渣流和第一氢气管线24中的第一阶段氢气流进料至第一阶段加氢处理单元12。水进料管线28中的水流也可被递送至第一阶段加氢处理单元12。水流可包含基于残渣管线20中的残渣烃流的重量计0.5重量％至6重量％并且优选地3重量％至5.5重量％的水。在一个方面，可将水流添加或泵送至第一阶段氢气管线24中的第一阶段氢气流中以混合流。水流可由锅炉给水提供，该锅炉给水由蒸汽冷凝并因此包含极少盐或不包含盐。
在一个方面，本文所述的方法特别适用于加氢处理包含含烃残渣原料的烃进料流。残渣原料可从大气分馏塔或真空分馏塔的底部获取。合适的残渣进料是具有316℃(600°F)至399℃(750°F)的T5和510℃(950°F)至704℃(1300°F)的T70的AR。具有482℃(900°F)至565℃(1050°F)范围内的T5的VR也可以是合适的进料。VR，具有288℃(550°F)至315℃(600°F)的T5的大气瓦斯油和具有316℃(600°F)至399℃(750°F)的T5的真空瓦斯油(VGO)也可以与AR共混以制备合适的残渣进料。脱沥青油、减粘裂化炉残渣、澄清的淤浆油和页岩油也可以是单独或与AR或VR共混的合适的残渣进料。
通常，残渣进料包含显著浓度的金属，必须在更深层催化脱硫之前将这些金属除去，因为这些金属将吸附在HDS催化剂上，从而使其失活。通常，适宜的残渣进料包括50至500wppm金属，但具有小于200wppm金属的残渣进料是优选的。镍、钒和铁是残渣进料中的一些典型金属。残渣进料可以包含5至200wppm镍，50至500wppm钒，1至150wppm铁和/或5至25重量％康拉逊碳残留物。残渣进料可包含10,000wppm至60,000wppm硫。残渣进料流通常包含残渣进料流中的总硫的至少10重量％的沥青硫浓度。换句话讲，将残渣进料流中10重量％的硫掺入沥青分子中。优选地，残渣进料流包含至少20重量％的沥青硫，并且在一个方面，不超过50重量％的沥青硫。
可将第一氢气管线24中的第一阶段氢气流添加至残渣管线20中的残渣流中以在进料残渣管线26中提供进料残渣流。进料残渣管线26中的进料残渣流可在焙烧加热器中加热。可将进料残渣管线26中经加热的进料残渣流进料至第一残渣加氢处理单元12。在来自水管线28的水流被添加至管线24中的第一阶段氢气流的情况下，管线20中的第一阶段氢气流、水流和残渣流可全部在进料残渣管线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用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。第一加氢处理单元12可包括三个脱金属反应器，这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可在一个或多个脱金属反应器容器中包括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，每个脱金属反应器包括单个HDM催化剂床。
多个脱金属反应器30、32、34还可包括以摆动床模式和/或超前-滞后模式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可以在摆动床和/或超前滞后模式下操作。在一个实施方案中，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下游的超前模式中的第一脱金属反应器30和滞后模式中的第二脱金属反应器32串联。当第一脱金属反应器30中的脱金属催化剂失去超过期望水平的活性而关闭以进行催化剂替换或再生时，可将第二脱金属反应器32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下游的滞后模式中返回流之后，第二脱金属反应器32也可保持在超前模式中。第二脱金属反应器32可保持在超前模式中，直到其由于失去催化剂活性而关闭以进行催化剂替换或再生，在这种情况下，第一脱金属反应器32在循环恢复时返回至超前模式。第三脱金属反应器34还可与或不与第一脱金属反应器30和第二脱金属反应器32一起在超前-滞后循环中操作。
用于第一残渣加氢处理单元12的合适的HDM催化剂是任何常规残渣加氢处理催化剂，并且包括在载体材料(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地镍和/或钴)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些。孔内容积和表面积被设计用于在金属硫化物产物的化学反应活性和储存容量之间取得平衡。在本发明的范围内的是，在同一反应容器或催化剂床中使用多于一种的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以1重量％至10重量％、优选地2重量％至5重量％的范围内的量存在于HDM催化剂上。VI族金属将通常以1重量％至20重量％、优选地2重量％至10重量％的范围内的量存在于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氧化铝上包含钴和钼的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。大孔更适合于脱金属，并且小孔更适合于脱硫。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，大孔与小孔的比率可从上游至下游降低。在一个方面，第一脱金属反应器30具有比第二脱金属反应器32更大的大孔与小孔的比率。在另一方面，第二脱金属反应器32具有比第三脱金属反应器34更大的大孔与小孔的比率。
可将管线26中的进料残渣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可以串联布置，使得来自一个脱金属反应器的流出物阶段联进入到下一个脱金属反应器的入口中。预期在第一阶段加氢处理单元12中可设置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旨在使经加热的残渣流脱金属，从而将新鲜进料流中的金属浓度降低40重量％至100重量％并且通常降低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。脱金属残渣流的金属含量可小于50wppm，并且优选地介于1wppm至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还可使残渣流脱硫和脱氮。相对于进料至反应器的进料残渣流，金属和硫浓度降低的脱金属残渣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。
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中每个脱金属反应器的优选反应条件包括66℃(151°F)至455℃(851°F)的温度，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，并且优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)；2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)的压力，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；0.1hr-1至5hr-1的新鲜残渣进料的液时空速，优选地0.2hr-1至2hr-1；以及168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
第一阶段脱金属残渣流可离开第三脱金属反应器34，或以第一脱金属流出物管线36中最后一个在流的脱金属反应器30、32、34为准，通过热交换冷却，并进入包括第一阶段热分离器38的第一阶段分离区段14。第一阶段分离区段14包括与包括第一阶段热分离器38的第一加氢处理单元12下游连通的一个或多个分离器。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阶段热分离器38。因此，第一阶段热分离器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。
第一阶段热分离器38将脱金属残渣流分离以在第一热塔顶管线40中提供含烃第一阶段热蒸汽流并且在第一热塔底管线42中提供含烃第一阶段热液体流。第一阶段热蒸汽流包含来自脱金属残渣流的大部分硫化氢。第一阶段液体流具有比脱硫残渣流更小的硫化氢浓度。
第一阶段热分离器38可在177℃(347°F)至371℃(700°F)下操作，并且优选地在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。第一阶段热分离器38可在比第一脱硫反应器34略低的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作。第一阶段热分离器38可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。第一热塔顶管线40中的含烃第一阶段热蒸汽流的温度可以是第一阶段热分离器38的操作温度。第一热塔底管线42中的第一阶段热液体流可与第二氢气管线68中的第二阶段氢气流混合并进料至第二加氢处理单元16。
在进入第一阶段冷分离器46之前，可通过热交换来冷却第一热塔顶管线40中的第一阶段热蒸汽流。第一阶段冷分离器46可与热塔顶管线40下游连通。
由于在第一阶段加氢处理单元12中发生了进料中的氮、氯和硫反应的反应，因此形成了氨、氯化氢和硫化氢。第一阶段热分离器38将硫化氢和氨从脱金属流出物管线36中的脱金属流出物流中除去到热塔顶管线40中的第一阶段蒸汽流中，以在第一阶段热液体管线中提供用于在第二加氢处理单元16中脱硫的增甜脱金属残渣流。
在特征升华温度下，氨和硫化氢将组合形成二硫化铵，并且氨和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运输第一阶段热蒸汽流的第一热塔顶管线40中的此类沉积，可通过第一水洗管线44将适量的洗涤水引入第一热塔顶管线40中。
经冷却的第一阶段蒸汽流可在冷分离器46中分离以在第一冷塔顶管线48中提供包括含氨和硫化氢的富氢气体流的第一阶段冷蒸汽流并且在第一冷塔底管线50中提供第一阶段冷液体流。冷分离器46用于将第一阶段热蒸汽流中的富氢气体与烃液体分离以再循环至第一阶段加氢处理单元12和第二阶段加氢处理单元16。因此，第一阶段冷分离器46与第一阶段热分离器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℃)并且恰好低于最后的脱金属反应器30、32、34和第一阶段热分离器38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。第一阶段冷分离器46可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。第一阶段冷分离器46还可具有用于收集水相的储槽。第一冷塔底管线50中的第一阶段冷液体流的温度可以是冷分离器46的操作温度。在一个实施方案中，在与第二冷塔底管线72中的第二阶段冷液体流混合之后第一冷塔底管线50中的第一阶段冷液体流可被递送至冷闪蒸罐70。冷闪蒸罐70可与第一冷分离器46的第一冷塔底管线50下游连通。
在第一热液体管线42中运输的第一阶段液体流中，脱金属第一阶段液体流离开第一加氢处理单元12和的第一阶段分离区段14，其中金属、硫和氮的浓度相对于管线20中的烃残渣流降低。将第二氢气管线68中的第二阶段氢气流在焙烧加热器中加热，并且使其与第一热分离器塔底管线42中的脱金属残渣流混合，并且将其进料至第二加氢处理单元16。第一阶段液体流在进入第二阶段加氢处理单元16之前仍处于升高的温度下并且可不需要进一步加热。
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，该第二脱硫反应器可包含加氢脱硫(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氧化铝上的将有机硫转化成硫化氢的镍或钴和钼。HDS催化剂可具有单峰分布的中孔孔径，其中催化剂颗粒上至少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的流出物串联操作，该流出物阶段联进入到第二脱硫反应器76的入口中。第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76使脱金属残渣进料脱硫以将脱金属残渣流中的硫浓度降低40重量％至100重量％并且通常降低65重量％至95重量％，以产生离开脱硫流出物管线78中的第二脱硫反应器76的脱硫流出物流。然而，更高反应性的硫物质的大部分脱硫确实发生在第一阶段加氢处理单元12中。
第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76中每个脱硫反应器的优选反应条件包括66℃(151°F)至455℃(850°F)的温度，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，并且优选地343℃(650°F)至410℃(770°F)；690kPa(表压)(100psig)至24.1MPa(表压)(3500psig)的压力，优选地12.4MPa(表压)(1800psig)至17.2MPa(表压)(2500psig)；0.1hr-1至5hr-1的新鲜残渣进料的液时空速，优选地0.2hr-1至2hr-1；以及168Nm3/m3(1,000scf/bb1)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率，优选地674Nm3/m3油(4000scf/bbl)至1，011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。
在一个方面，第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76在比第一阶段加氢处理单元12中的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的三个脱金属反应器和热分离器38低1.4MPa(表压)(200psig)至3.5MPa(表压)(500psig)的压力下操作，使得第一热塔底管线42中的第一阶段热液体流能够通过液压差运输至第一脱硫反应器74。
第二阶段脱硫残渣流可在脱硫流出物管线78中离开第二脱硫反应器76，通过热交换冷却并进入包括第二阶段热分离器80的第二阶段分离区段18。第二阶段分离区段18包括与包括第二阶段热分离器80的第二加氢处理单元16下游连通的一个或多个分离器。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阶段热分离器80。因此，第二阶段热分离器80与第一脱硫反应器74和第二脱硫反应器76下游连通。
第二阶段热分离器80将脱硫流出物流分离以在第二热塔顶管线82中提供含烃第二阶段热蒸汽流并且在第二热塔底管线84中提供含烃第二阶段热液体流。第二阶段热分离器80可在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。第二阶段热分离器80可在比第二脱硫反应器76略低的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作。第二阶段热分离器80可在介于2.7MPa(表压)(393psig)和17.0MPa(表压)(2459psig)之间的压力下操作。第二热塔顶管线82中的含烃第二阶段蒸汽流的温度可以是第二阶段热分离器80的操作温度。第二热塔底管线84中的第二阶段热液体流可被进料至热闪蒸罐86。
在进入第二阶段冷分离器88之前，可通过热交换来冷却第二热塔顶管线82中的第二阶段热蒸汽流。第二阶段冷分离器88与第二阶段热分离器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形成二硫化铵，并且氨和氯将组合形成氯化铵。为了防止二硫化铵或氯化铵盐在运输第二热蒸汽流的第二热塔顶管线82中的沉积，可通过第二水洗管线90将适量的洗涤水引入第二热塔顶管线82中。
第二阶段热蒸汽流可在第二阶段冷分离器88中分离以在第二冷塔顶管线92中提供包括含氨和硫化氢的富氢气体流的第二阶段冷蒸汽流并且在第二冷塔底管线72中提供第二阶段冷液体流。第二阶段冷分离器88用于将第二阶段热蒸汽流中的富氢气体与烃液体分离成第二阶段冷蒸汽流，以再循环至第二冷塔顶管线92中的第一阶段加氢处理单元12和第二阶段加氢处理单元16。
第二阶段冷分离器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和第二阶段热分离器80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。第二阶段冷分离器88可在介于1.6MPa(表压)(235psig)和16.6MPa(表压)(2，401psig)之间的压力下操作。在一个方面，第二阶段冷分离器88在比第一阶段冷分离器46低1.4MPa(表压)(200psig)至3.5MPa(表压)(500psig)下操作，使得来自第一阶段热分离器38的第一热液体流42可通过液压压差行进至第一脱硫反应器74。第二阶段冷分离器88还可具有用于收集水相的储槽。第二冷塔底管线72中的第二阶段冷液体流的温度可以是冷分离器88的操作温度。第二冷塔底管线72中的第二阶段冷液体流可被递送至冷闪蒸罐70并在冷闪蒸罐70中一起分离。在一个实施方案中，第二冷液体塔底管线72中的第二阶段冷液体流可与第一冷塔底管线50中的第一阶段冷液体流混合并在冷闪蒸罐70中一起分离。
可将第二热塔底管线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发生压降并在热闪蒸罐86中闪蒸以在热闪蒸塔顶管线94中提供轻质热闪蒸蒸汽流并且在热闪蒸塔底管线96中提供热闪蒸液体流。热闪蒸罐86可与第二热塔底管线84直接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，闪蒸热塔底管线96中的热闪蒸液体流可被转发至产物分馏，然后可进行汽提，以从包括脱硫残渣流的产物流中除去硫化氢。因此，汽提塔和分馏塔可与热闪蒸罐86和热闪蒸塔底管线96下游连通。
热闪蒸罐86可在与第二热分离器80相同的温度但是在介于690kPa(表压)(100psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间的较低压力(合适地不超过3.1MPa(表压)(450psig))下操作。闪蒸热塔底管线96中的闪蒸热液体流的温度可以是热闪蒸罐86的操作温度。
在一个方面，可将第二冷塔底管线72中的第二冷液体流送至分馏。在另一方面，第二冷塔底管线72中的第二冷液体流可发生压降并在冷闪蒸罐70中闪蒸以将冷闪蒸塔顶管线98中的闪蒸气体流与冷闪蒸塔底管线100中的冷闪蒸液体流分离。冷闪蒸罐70可与第二阶段冷分离器88的第二冷塔底管线72直接下游连通。在一个方面，可将第一冷塔底管线50中的第一冷液体流送至分馏。在另一方面，第一冷塔底管线50中的第一冷液体流可发生压降并在冷闪蒸罐70中闪蒸以在冷闪蒸塔顶管线98中提供闪蒸气体流并且在冷闪蒸塔底管线100中提供冷闪蒸液体流。冷闪蒸罐70可与第一阶段冷分离器46的第一冷塔底管线50直接下游连通。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合并以在冷液体管线114中提供可被送至分馏的冷液体流。在一个方面，可将冷塔底管线114中的冷液体流在冷闪蒸罐70中闪蒸分离。可将冷闪蒸塔底管线100中的冷闪蒸液体流送至产物分馏，然后可进行汽提，以从包括含有冷闪蒸液体流的脱硫残渣流的产物流中除去硫化氢。因此，汽提塔和分馏塔可与冷闪蒸罐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进入冷液体管线114中的冷闪蒸罐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并在冷液体管线114中将冷闪蒸罐70一起进料。
冷闪蒸罐70可在与第二冷分离器88相同的温度但是通常在介于690kPa(表压)(100psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间、并且优选地介于3.0MPa(表压)(435psig)和3.1MPa(表压)(450psig)之间的较低压力下操作。可从冷闪蒸罐70的储槽中除去闪蒸的含水流。闪蒸冷塔底管线100中的闪蒸冷液体流的温度可以与冷闪蒸罐70的操作温度相同。
第一冷塔顶管线48中的第一阶段冷蒸汽流富含氢气。因此，可从第一阶段冷蒸汽流中回收氢气。第二冷塔顶管线92中的第二阶段冷蒸汽流也富含氢气，因此氢气可从第二阶段冷蒸汽流中回收。在一个实施方案中，将第一冷塔顶管线48中的第一阶段冷蒸汽流和第二冷塔顶管线92中的第二阶段冷蒸汽流合并以在冷蒸汽管线62中提供冷蒸汽流。冷蒸汽流可在再循环气体压缩机102中压缩，以作为再循环氢气流再循环至第一加氢处理单元12和第二加氢处理单元16。然而，冷蒸汽流包含与脱金属残渣流和脱硫残渣流分离的大量硫化氢。冷蒸汽管线62中的冷蒸汽流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔52，其中冷蒸汽流被洗涤提取液(诸如通过洗涤液体管线54进料的水性溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体萃取到水性溶液中来除去该酸性气体。优选的溶剂包括SelexolTM(购自美国伊利诺斯州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC，Des Plaines，Illinois))和胺(诸如链烷醇胺，包括二乙醇胺(DEA)、单乙醇胺(MEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、二异丙醇胺(DIPA)和二甘醇胺(DGA))。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与冷蒸汽流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。所得的经洗涤的冷蒸汽流在第一吸收器塔顶管线56中离开再循环洗涤塔52的塔顶，其中5vppm至5000vppm的硫化氢仍残留在经洗涤的冷蒸汽流中。在再循环洗涤器塔底管线58中，在再循环洗涤器塔底52的塔底出口处从塔底取出富胺流。来自塔底的用过的洗涤液可在洗涤液体管线54中再生并再循环回到再循环洗涤塔52。再循环洗涤器塔52可在40℃(104°F)至125℃(257°F)的温度和690kPa至1600kPa的压力下操作。冷蒸汽管线62中的冷蒸汽流的温度可介于20℃(68°F)和80℃(176°F)之间，并且洗涤液体管线54中的洗涤萃取液体流的温度可介于20℃(68°F)和70℃(158°F)之间。
经洗涤的冷蒸汽流经由再循环洗涤器塔顶管线56从再循环洗涤器塔52出现并且在再循环管线60中的经洗涤的再循环冷蒸汽流和吹扫管线64中的吹扫流之间分流。再循环管线60中的经洗涤的再循环冷蒸汽流可在再循环气体压缩机102中压缩以在再循环氢气管线104中提供再循环氢气流。
吹扫管线64中的吹扫流可被进料至膜单元66。膜单元包括膜106并且经由吹扫管线64与洗涤器塔52下游连通。该膜可包括购自UOP LLC的高选择性聚酰亚胺膜。在一个方面，该膜可包含具有羟基和乙酰氧基官能团的聚酰亚胺聚合物，该聚酰亚胺聚合物特别适合于从氢气中分离甲烷。其他合适的膜可包括醋酸纤维素、聚砜或聚酰亚胺/聚酰胺。可用于制备适于甲烷-氢气分离的聚酰亚胺膜的具有羟基和乙酰氧基官能团的聚酰亚胺聚合物可具有在50,000道尔顿至1,000,000道尔顿范围内、优选地介于70,000道尔顿至500,000道尔顿之间的重均分子量。在膜单元66中，吹扫流接触膜106的一侧，该膜允许比甲烷更多的氢气扩散通过该膜。在渗透物管线108中从膜106的相对侧除去渗透物流，该渗透物管线的渗透物流包含比吹扫流中更大比例的氢气和比吹扫流中更小比例的甲烷。从膜单元66开始，渗透物管线108中的渗透物流中的氢气浓度可为至少98摩尔％，其中甲烷浓度小于1％。渗透物管线108中的渗透物流可进料至补充气体压缩机112。保留物管线110中的保留物流主要保留在膜106的一侧上并且具有比吹扫流中更大比例的甲烷和比吹扫蒸汽流中更小比例的氢气。从膜单元66开始，保留物管线110中保留物流中的氢气浓度可为至少40摩尔％，其中甲烷浓度不超过40摩尔％。可进一步处理保留物流以实现进一步的氢气回收，诸如通过在冷闪蒸塔顶管线98中可能在未示出的附加膜单元中与闪蒸气体流共处理。
再循环氢气管线104中的再循环氢气流在第一氢气管线24中的第一阶段氢气流和第二阶段氢气管线68中的第二阶段氢气流之间的分流120处分流。第一氢气管线24中的第一阶段氢气流可通过其上的控制阀补充来自第一补充管线118的补充气体。来自第二补充氢气管线122的补充气体补充第二氢气管线68中的第二阶段氢气流。因此，第一氢气管线24中的第一阶段氢气流获取自冷蒸汽管线62中的冷蒸汽流，并且第二阶段氢气管线68中的第二阶段氢气流也获取自冷蒸汽管线72中的冷蒸汽流。另外，第一氢气管线24中的第一阶段氢气流获取自第一加氢处理单元12的第一热塔顶管线40中的第一热蒸汽流和第二加氢处理单元16的第二热塔顶管线82中的第二热蒸汽流，并且第二阶段氢气管线68中的第二阶段氢气流也获取自第一加氢处理单元12的第一热塔顶管线40中的第一热蒸汽流和第二加氢处理单元16的第二热塔顶管线82中的第二热蒸汽流。
图2示出了一个实施方案，在该实施方案中第一阶段加氢处理单元12和第二阶段加氢处理单元16共享共同的冷分离器46′。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中的相同，注意以下区别。
将第一热塔顶管线40′中的第一阶段热蒸汽流冷却，与来自水洗管线44′的水混合并引入第一阶段分离区段14′中的冷分离器46′中。另外，将第二热塔顶管线82′中的第二阶段热蒸汽流冷却，与来自水洗管线44′的水混合并引入冷分离器46′中。在一个方面，第一热塔顶管线40′中的第一阶段热蒸汽流和第二热塔顶管线82′中的第二阶段热蒸汽流可在冷却和与水混合之前或之后合并，以在合并的热蒸汽管线47中提供合并的热蒸汽流并一起引入冷分离器46′中。经冷却的第一阶段热蒸汽流和经冷却的第二阶段热蒸汽流可在冷分离器46’中分离以在冷塔顶管线48’中提供包括含氨和硫化氢的富氢气体流的冷蒸汽流并且在冷塔底管线50’中提供冷液体流。冷分离器46’用于将第一阶段热蒸汽流和第二阶段热蒸汽流中的富氢气体与烃液体分离以再循环至第一阶段加氢处理单元12和第二阶段加氢处理单元16。因此，冷分离器46′与第一阶段热分离器38的第一热塔顶管线40′和第二热分离器80的第二热塔顶管线82′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℃)并且恰好低于最后的脱金属反应器30、32、34和第一阶段热分离器38和第二阶段脱硫反应器76和第二阶段热分离器80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46’可在介于3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。冷分离器46’还可具有用于收集水相的储槽。冷塔底管线50’中的冷液体流的温度可以是冷分离器46’的操作温度。可将冷塔底管线50′中的冷液体流递送至冷闪蒸罐70。冷闪蒸罐70可与冷分离器46’的冷塔底管线50’下游连通。
在一个实施方案中，冷塔顶管线48’中的冷蒸汽流可在再循环气体压缩机102中压缩，以作为再循环氢气流再循环至第一加氢处理单元12和第二加氢处理单元16。然而，冷蒸汽流包含与脱金属残渣流和脱硫残渣流分离的大量硫化氢和氨。冷蒸汽管线48’中的冷蒸汽流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔52，其中冷蒸汽流被洗涤提取液(诸如通过洗涤液体管线54进料的水性溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体萃取到水性溶液中来除去该酸性气体，如图1所示。
因此，第一氢气管线24中的第一阶段氢气流获取自冷蒸汽管线48’中的冷蒸汽流，并且第二阶段氢气管线68中的第二阶段氢气流也获取自冷蒸汽管线48’中的冷蒸汽流。另外，第一氢气管线24中的第一阶段氢气流获取自第一加氢处理单元12的第一热塔顶管线40’中的第一热蒸汽流和第二加氢处理单元16的第二热塔顶管线82’中的第二热蒸汽流，并且第二阶段氢气管线68中的第二阶段氢气流也获取自第一加氢处理单元12的第一热塔顶管线40’中的第一热蒸汽流和第二加氢处理单元16的第二热塔顶管线82’中的第二热蒸汽流。
第二分离区段18′省略了第二冷分离器，因为共同的冷分离器46′用于加氢处理阶段12和加氢处理阶段16两者。因此，第一热分离器38和第二加氢处理单元16的第一脱硫反应器74在相似的压力水平下操作。首先将第一热塔底42′中的第一热液体流冷却至适当的操作温度，保持在储存槽中，泵送以与第二氢气管线68中的经加热的第二阶段氢气流合并并且进料至第二加氢处理单元16的第一脱硫反应器74中。图2的实施方案的方法的其余部分可与针对图1所述的相同。
实施例
进行实验以确定本发明方法对用实施例1中的脱金属步骤和实施例2中的脱硫步骤的残渣流脱硫的改善效果。原料为阿拉伯中常压残渣，其具有36,000wppm的硫、31wppm的镍、89wppm的钒和13重量％的康拉逊碳残留物。该装置涉及三个管状下流反应器。向反应器1中加入购自雅保公司(Albemarle)的设计用于加氢脱金属反应的KFR-15催化剂。还向反应器2中加入购自雅保公司(Albemarle)的设计用于加氢脱金属反应的53重量％的KFR-15催化剂和47重量％的15KFR-33催化剂。向反应器3中加入购自雅保公司(Albemarle)的设计用于加氢脱硫反应的KFR-70催化剂。还向所有反应器的催化剂床中加入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，进行该对实验以确定注水效果。在相同的温度和重时空速下，使用串联的反应器1、反应器2和反应器3，用加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂施用相同的构型，并且不具有阶段间分离。唯一的区别是向实验1B中的脱金属反应器的进料注入水，而不向实验1A中的进料注入水。
表1示出了使用HDM和HDS催化剂两者的反应器1、2和3的单个阶段实施例的实验条件。水速率基于新鲜进料重量。温度是催化剂的重均温度。重时空速仅基于烃残渣进料的重量。
表1
实验 1A 1B
催化剂 HDM+HDS HDM+HDS
硫，wppm 36000 36000
水速率，重量％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 727(386) 727(386)
实施例2
实施例2由一对实验组成，该对实验仅在相同的温度下使用反应器1和反应器2在注水和不注水的情况下进行以确定基线加氢脱金属性能，以举例说明第一脱金属阶段。收集产物以用作第二脱硫阶段的脱金属进料。
表2示出了仅使用HDM催化剂的反应器1和2的第一阶段实施例的实验条件。水速率基于新鲜进料重量。温度是催化剂的重均温度。重时空速仅基于烃残渣进料的重量。
表2
实验 2A 2B
催化剂 HDM HDM
硫，wppm 36000 36000
水速率，重量％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 711(377) 711(377)
实施例3
实施例3由一对实验组成，该对实验仅在相同的温度下使用反应器1和反应器2在注水和不注水的情况下进行以确定基线加氢脱金属性能，以举例说明第一脱金属阶段。收集产物以用作第二脱硫阶段的脱金属进料。实施例3与实施例2的关键区别在于反应器温度。
表3示出了仅使用HDM催化剂的反应器1和2的第一阶段实施例的实验条件。水速率基于新鲜进料重量。温度是催化剂的重均温度。重时空速仅基于烃残渣进料的重量。
表3
实验 3A 3B
催化剂 HDM HDM
硫，wppm 36000 36000
水速率，重量％ 0％ 5％
温度，°F(℃) 726(386) 726(386)
实施例4
将来自实施例2的脱金属残渣产物用作实施例4的脱硫阶段的进料，以举例说明具有和不具有阶段间分离以用于除去硫化氢的方法。为了表示具有分离步骤的两阶段概念，硫化氢浓度降低至0，并且流速降低15重量％，以表示从脱金属进料残渣流中除去第一阶段蒸汽流。因为该装置不能保留来自第一阶段的蒸汽，所以我们将3体积％的硫化氢添加到第二脱硫阶段的进料中以表示不除去阶段间蒸汽的基础情况。使用Unisim模拟软件来确定硫化氢浓度以及具有和不具有阶段间分离的总体流速。为了保持比较等同，我们降低了具有阶段间分离的注水情况下的进料流量以保持空速等同。对于具有阶段间分离情况的注水，类似于阶段间情况，流速降低15重量％。
表4示出了第二脱硫阶段的条件和结果。重时空速基于仅进料至第二脱硫阶段的液态烃。温度是催化剂的重均温度。硫浓度是在液体产物中的浓度。
表4
Figure BDA0002616594290000191
实施例5
类似于实施例4，将来自实施例3的脱金属残渣产物用作实施例5的脱硫阶段的进料，以举例说明具有和不具有阶段间分离以用于除去硫化氢的方法。为了表示具有分离步骤的两阶段概念，硫化氢浓度降低至0，并且流速降低15重量％，以表示从脱金属进料残渣流中除去第一阶段蒸汽流。因为该装置不能保留来自第一阶段的蒸汽，所以我们将3体积％的硫化氢添加到第二脱硫阶段的进料中以表示不除去阶段间蒸汽的基础情况。使用Unisim模拟软件来确定硫化氢浓度以及具有和不具有阶段间分离的总体流速。为了保持比较等同，我们降低了具有阶段间分离的注水情况下的进料流量以保持空速等同。对于具有阶段间分离情况的注水，类似于阶段间情况，流速降低15重量％。
表5示出了第二脱硫阶段的条件和结果。重时空速基于仅进料至第二脱硫阶段的液态烃。温度是催化剂的重均温度。硫浓度是在液体产物中的浓度。
表5
Figure BDA0002616594290000201
表6、表7和表8汇总了使用式1计算表1、表4和表5的结果的脱硫速率常数：
(1)
Figure BDA0002616594290000202
在式1中，“k”是速率常数。“WHSV”是基于进料至第一脱金属阶段和第二脱硫阶段的液态烃的重时空速。“Temp”是两个阶段的平均反应器温度，以°F为单位。当以wppm计时，硫含量以36000/1×106施用。“E/R”是活化项，等于加氢脱硫的活化能除以气体常数。我们将E/R视为22，000，其中700°F作为参考温度。
表6计算了实施例1的数据的反应速率常数。
表6
基础情况 仅注水
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
脱硫反应顺序，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表示有机硫转化成硫化氢和烃的速度。注入脱金属阶段的水的速率常数的改善示出为81/hr。
表7计算了相关实施例2和实施例4的数据的反应速率常数。
表7
Figure BDA0002616594290000211
速率常数k表示有机硫转化成硫化氢和烃的速度。对于实施例2和实施例4，注入到脱金属阶段中之后在脱硫阶段之前除去硫化氢的水的速率常数的改善大于注水和硫化氢除去中的每一者的单独速率常数的改善42％。因此，将水注入脱金属阶段之后在脱硫阶段之前除去硫化氢提供了意料不到的协同作用。
表8计算了相关实施例3和实施例5的数据的反应速率常数。
表8
Figure BDA0002616594290000221
对于实施例3和实施例5，注入到脱金属阶段中之后在脱硫阶段之前除去硫化氢的水的速率常数的改善大于注水和硫化氢除去中的每一者的单独速率常数的改善41％。因此，将水注入脱金属阶段之后在脱硫阶段之前除去硫化氢在来自实施例2和实施例4以及实施例3和实施例5的数据对两者中提供了意料不到的协同作用。
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用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括将第一阶段氢气流添加到残渣流中；在所述第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；将第二阶段氢气流添加到所述第一阶段液体流中；并且通过脱硫催化剂和所述第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流；压缩所述冷蒸汽流以提供再循环氢气流；并且将所述再循环氢气流分流成所述第一阶段氢气流和所述第二阶段氢气流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流分离成第一阶段冷蒸汽流和第一阶段冷液体流，并且将所述第二阶段热蒸汽流分离成第二阶段冷蒸汽流和第二阶段冷液体流，并且将所述第一阶段冷蒸汽流和所述第二阶段冷蒸汽流合并以提供所述冷蒸汽流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成所述冷蒸汽流和所述冷液体流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中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冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且压缩所述经洗涤的冷蒸汽流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中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经洗涤的冷蒸汽流分流为吹扫流和再循环冷蒸汽流，并且压缩所述再循环冷蒸汽流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在膜的一侧上接触所述吹扫流，并且将渗透物气体从所述膜运输到补充气体压缩机。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述残渣流包含总硫的至少10重量％的沥青硫浓度。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括分馏所述第二阶段热液体流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括分馏所述冷液体流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括闪蒸所述第二阶段热液体流以提供热闪蒸蒸汽流和热闪蒸液体流，并且分馏所述热闪蒸液体流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直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冷液体流闪蒸成冷闪蒸液体流和冷闪蒸蒸汽流，并且分馏所述冷闪蒸液体流。
本发明的第二实施方案是一种用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括将第一阶段氢气流添加到残渣流中；在所述第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；将第二阶段氢气流添加到所述第一阶段液体流中；并且通过脱硫催化剂和所述第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流；压缩所述冷蒸汽流以提供再循环氢气流；并且从所述再循环氢气流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述再循环氢气流中获取所述第二阶段氢气流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流分离成第一阶段冷蒸汽流和第一阶段冷液体流，并且将所述第二阶段热蒸汽流分离成第二阶段冷蒸汽流和第二阶段冷液体流，并且将所述第一阶段冷蒸汽流和所述第二阶段冷蒸汽流合并以提供所述冷蒸汽流。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成所述冷蒸汽流和所述冷液体流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括将所述冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述残渣流包含总硫的至少10重量％的沥青硫浓度。
本发明的第三实施方案是一种用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括在第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；通过脱硫催化剂和第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成冷蒸汽流和所述冷液体流；并且从所述冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括将所述冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述残渣流包含总硫的至少10重量％的沥青硫浓度。本发明的实施方案是本段的前述实施方案直至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括分馏所述第二阶段热液体流。
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 (10)

1.一种用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括：
将第一阶段氢气流添加到残渣流中；
在所述第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；
将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；
将第二阶段氢气流添加到所述第一阶段液体流中；以及
通过脱硫催化剂和所述第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；
将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；
将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流；
压缩所述冷蒸汽流以提供再循环氢气流；以及
将所述再循环氢气流分流成所述第一阶段氢气流和所述第二阶段氢气流。
2.根据权利要求1所述的方法，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流分离成第一阶段冷蒸汽流和第一阶段冷液体流，并且将所述第二阶段热蒸汽流分离成第二阶段冷蒸汽流和第二阶段冷液体流，并且将所述第一阶段冷蒸汽流和所述第二阶段冷蒸汽流合并以提供所述冷蒸汽流。
3.根据权利要求1所述的方法，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成所述冷蒸汽流和所述冷液体流。
4.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括将所述冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且压缩所述经洗涤的冷蒸汽流。
5.一种用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括：
将第一阶段氢气流添加到残渣流中；
在所述第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；
将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；
将第二阶段氢气流添加到所述第一阶段液体流中；以及
通过脱硫催化剂和所述第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；
将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；
将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流；
压缩所述冷蒸汽流以提供再循环氢气流；以及
从所述再循环氢气流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述再循环氢气流中获取所述第二阶段氢气流。
6.根据权利要求5所述的方法，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流分离成第一阶段冷蒸汽流和第一阶段冷液体流，并且将所述第二阶段热蒸汽流分离成第二阶段冷蒸汽流和第二阶段冷液体流，并且将所述第一阶段冷蒸汽流和所述第二阶段冷蒸汽流合并以提供所述冷蒸汽流。
7.根据权利要求5所述的方法，其中将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流分离以提供冷蒸汽流和冷液体流还包括将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成所述冷蒸汽流和所述冷液体流。
8.根据权利要求5所述的方法，所述方法还包括将所述冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。
9.一种用于加氢处理烃残渣流的方法，所述方法包括：
在第一阶段氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述残渣流以使所述残渣流脱金属，以提供金属和硫浓度降低的脱金属残渣流；
将所述脱金属残渣流分离成第一阶段热蒸汽流和第一阶段热液体流，所述第一阶段热液体流具有比所述脱金属残渣流中更小浓度的硫化氢；
通过脱硫催化剂和第二阶段氢气流加氢处理所述第一阶段液体流以提供脱硫残渣流；
将所述脱硫残渣流分离成第二阶段热蒸汽流和第二阶段热液体流，所述第二阶段热液体流具有比所述脱硫残渣流中更小浓度的硫化氢；
将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流合并，将所述第一阶段热蒸汽流和所述第二阶段热蒸汽流一起分离成冷蒸汽流和所述冷液体流；以及
从所述冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。
10.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括将所述冷蒸汽流中的硫化氢吸收到溶剂中以提供经洗涤的冷蒸汽流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第一阶段氢气流，并且从所述经洗涤的冷蒸汽流中获取所述第二阶段氢气流。
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Families Citing this family (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US12071592B2 (en) 2017-02-12 2024-08-27 Magēmā Technology LLC Multi-stage process and device utilizing structured catalyst beds and reactive distillation for the production of a low sulfur heavy marine fuel oil
US11788017B2 (en) 2017-02-12 2023-10-17 Magëmã Technology LLC Multi-stage process and device for reducing environmental contaminants in heavy marine fuel oil
US20180230389A1 (en) 2017-02-12 2018-08-16 Magēmā Technology, LLC Multi-Stage Process and Device for Reducing Environmental Contaminates in Heavy Marine Fuel Oil
US10604709B2 (en) 2017-02-12 2020-03-31 Magēmā Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil from distressed heavy fuel oil materials
US12025435B2 (en) 2017-02-12 2024-07-02 Magēmã Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil
US10800984B1 (en) * 2019-08-31 2020-10-13 Uop Llc Process for hydrotreating a hydrocarbon residue stream
FR3116832B1 (fr) * 2020-11-27 2023-11-03 Ifp Energies Now Procede d’hydrodesulfuration de finition en presence d’un catalyseur sur support meso-macroporeux

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3936370A (en) * 1973-08-22 1976-02-03 Gulf Research & Development Company Process for producing a zeolite riser cracker feed from a residual oil
GB1560599A (en) * 1976-07-08 1980-02-06 Shell Int Research Process for demetallizing hydrocarbon oils
US20110210045A1 (en) * 2005-12-16 2011-09-01 c/o Chevron Corporation Systems and Methods for Producing a Crude Product
US20140332444A1 (en) * 2011-12-07 2014-11-13 IFP Energies Nouvelles Process for hydroconverting oil feeds in fixed beds for the production of low sulphur fuels
CN105793396A (zh) * 2013-11-28 2016-07-20 Ifp 新能源公司 具有氢气再循环的用于在一系列反应器中加氢处理瓦斯油的方法

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3761399A (en) * 1971-12-08 1973-09-25 Gulf Research Development Co Two zone hydrodesulfurization of asphaltic fuel oil
US3898155A (en) * 1973-12-19 1975-08-05 Gulf Research Development Co Heavy oil demetallization and desulfurization process
US4272357A (en) * 1976-03-29 1981-06-09 Mobil Oil Corporation Desulfurization and demetalation of heavy charge stocks
US4225421A (en) * 1979-03-13 1980-09-30 Standard Oil Company (Indiana) Process for hydrotreating heavy hydrocarbons
US6217746B1 (en) 1999-08-16 2001-04-17 Uop Llc Two stage hydrocracking process
US6547956B1 (en) 2000-04-20 2003-04-15 Abb Lummus Global Inc. Hydrocracking of vacuum gas and other oils using a post-treatment reactive distillation system
AU2002222019A1 (en) 2001-11-22 2003-06-10 Institut Francais Du Petrole Two-step method for middle distillate hydrotreatment comprising two hydrogen recycling loops
US6797154B2 (en) 2001-12-17 2004-09-28 Chevron U.S.A. Inc. Hydrocracking process for the production of high quality distillates from heavy gas oils
US6881389B2 (en) 2002-09-24 2005-04-19 Edg, Inc. Removal of H2S and CO2 from a hydrocarbon fluid stream
WO2005005581A1 (es) 2003-07-09 2005-01-20 Instituto Mexicano Del Petróleo Proceso para el hidrotratamiento catalítico de hidrocarburos pesados del petróleo.
US7238277B2 (en) * 2004-12-16 2007-07-03 Chevron U.S.A. Inc. High conversion hydroprocessing
US7531082B2 (en) * 2005-03-03 2009-05-12 Chevron U.S.A. Inc. High conversion hydroprocessing using multiple pressure and reaction zones
US7575670B1 (en) * 2006-05-22 2009-08-18 Uop Llc Process for the production of low sulfur diesel from an asphaltene-containings feedstock
US8252169B2 (en) * 2008-12-16 2012-08-28 Macarthur James B Process for upgrading coal pyrolysis oils
US8679322B2 (en) 2009-11-24 2014-03-25 Intevep, S.A. Hydroconversion process for heavy and extra heavy oils and residuals
FR3027912B1 (fr) 2014-11-04 2018-04-27 IFP Energies Nouvelles Procede de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde utilisant une separation entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
US10253272B2 (en) * 2017-06-02 2019-04-09 Uop Llc Process for hydrotreating a residue stream

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3936370A (en) * 1973-08-22 1976-02-03 Gulf Research & Development Company Process for producing a zeolite riser cracker feed from a residual oil
GB1560599A (en) * 1976-07-08 1980-02-06 Shell Int Research Process for demetallizing hydrocarbon oils
US20110210045A1 (en) * 2005-12-16 2011-09-01 c/o Chevron Corporation Systems and Methods for Producing a Crude Product
US8435400B2 (en) * 2005-12-16 2013-05-07 Chevron U.S.A. Systems and methods for producing a crude product
US20140332444A1 (en) * 2011-12-07 2014-11-13 IFP Energies Nouvelles Process for hydroconverting oil feeds in fixed beds for the production of low sulphur fuels
CN105793396A (zh) * 2013-11-28 2016-07-20 Ifp 新能源公司 具有氢气再循环的用于在一系列反应器中加氢处理瓦斯油的方法

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
重质油化学: "《重质油化学》", 30 September 2000 *

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