CN111819268A - 将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法 - Google Patents

将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN111819268A
CN111819268A CN201880090040.6A CN201880090040A CN111819268A CN 111819268 A CN111819268 A CN 111819268A CN 201880090040 A CN201880090040 A CN 201880090040A CN 111819268 A CN111819268 A CN 111819268A
Authority
CN
China
Prior art keywords
hydroconversion
fraction
section
dao
heavy
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201880090040.6A
Other languages
English (en)
Other versions
CN111819268B (zh
Inventor
J·马克斯
J·韦斯特拉特
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of CN111819268A publication Critical patent/CN111819268A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN111819268B publication Critical patent/CN111819268B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C10G67/0454—Solvent desasphalting
    • C10G67/0463—The hydrotreatment being a hydrorefining
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C10G21/003—Solvent de-asphalting
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/04—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing characterised by the catalyst used
    • C10G45/06—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing characterised by the catalyst used containing nickel or cobalt metal, or compounds thereof
    • C10G45/08—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing characterised by the catalyst used containing nickel or cobalt metal, or compounds thereof in combination with chromium, molybdenum, or tungsten metals, or compounds thereof
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/14—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles
    • C10G45/16—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles suspended in the oil, e.g. slurries
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/22—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with hydrogen dissolved or suspended in the oil
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/04—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/202—Heteroatoms content, i.e. S, N, O, P
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/205—Metal content
    • C10G2300/206—Asphaltenes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
    • C10G2300/301—Boiling range
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4006—Temperature
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4012—Pressure
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4018—Spatial velocity, e.g. LHSV, WHSV
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/44—Solvents

Landscapes

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

Abstract

本发明涉及转化重质烃原料的方法，所述重质烃原料包含至少50％具有至少300℃的沸点的馏分，并且含有硫、康拉逊残炭、金属和氮，所述方法包括至少两个相继的加氢转化步骤，以及至少一个将由加氢转化产生的流出物的重质馏分脱沥青的步骤，所述加氢转化步骤可通过中间分离步骤隔开，其中在第一加氢转化步骤的下游将脱沥青油(DAO)的至少一部分在加氢转化过程中再循环。DAO在其离开脱沥青气的出口处再循环，或在经过产生DAO的重质馏分(其进而构成再循环的那部分DAO)的分馏步骤之后再循环。该方法可以同时提高转化率和液体流出物的稳定性。

Description

将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法
发明领域
本发明涉及由原油产生或由原油的蒸馏产生的重质烃原料的精炼和转化，所述原料包含至少50％具有至少300℃的沸点的馏分，并特别包含沥青质、含硫杂质、含氮杂质和金属。期望将这些原料转化成可以改质为燃料的较轻质的产品，例如用于生产石油或柴油燃料、或石化工业的原料。
特别地，本发明涉及转化这样的重质原料的方法，所述方法包括在采用沸腾床操作的三相反应器中的加氢转化的步骤以及将由加氢转化产生的一部分产物脱沥青的步骤，其中将由脱沥青产生的脱沥青油(称为DAO)在加氢转化过程中再循环。
现有技术
在本发明的上下文中期望被处理的原料是原油或由原油的蒸馏产生的重质烃馏分(也称为石油渣油)，并且包含至少50％具有至少300℃、优选至少350℃、优选至少375℃的沸点的馏分。这些原料优选为包含至少50％具有至少450℃、优选至少500℃的沸点的馏分的减压渣油。
这些原料通常具有至少0.1重量％、有时至少1重量％、甚至至少2重量％的硫含量，至少0.5重量％、优选至少5重量％的康拉逊残炭含量，至少1重量％、优选至少3重量％的C7沥青质含量，至少20重量ppm、优选至少100重量ppm的金属含量。
从技术角度和经济角度二者来看，这些重质原料的改质都是相当困难的。
具体而言，市场首先需要能够在大气压下、在低于380℃、甚至低于320℃的温度下蒸馏的燃料。对于原油而言，其常压蒸馏导致常压渣油的含量随着所处理的原油的来源不同而变化。对于传统原油而言，该含量通常为20％-50％，但对于重质和超重质原油(例如在委内瑞拉或加拿大北部阿萨巴斯卡地区生产的那些原油)而言，该含量可能达到50％-80％。因此，有必要通过转化渣油中的重质分子来转化这些渣油，以产生由较轻质分子组成的精炼产物。这些精炼产物通常具有比起始重质馏分大得多的氢/碳比。因此，一系列用于生产精炼轻质馏分的方法，例如加氢裂化、加氢处理和加氢转化方法基于将氢加成至这些分子中，优选在这些重质分子裂化的同时进行。
重质原料的转化率取决于大量的参数，例如原料的组成，所用反应器的技术，操作条件的严苛性(温度、压力、氢气分压、停留时间等)，所用催化剂的类型及其活性。通过增加操作的严苛性，增加重质原料转化成轻质产物的转化率，但是通过副反应开始大量形成副产物(如焦炭前体和沉积物)。因此，重质原料的转化率升高常常导致固体——由沥青质、焦炭和/或催化剂细颗粒组成的高粘度和/或发粘的颗粒的形成。这些产物的过量存在导致催化剂的结焦和失活，导致工艺设备的结垢，特别是导致分离和蒸馏设备的结垢。因此，精炼厂必须降低重质原料的转化率，以防止加氢转化单元停机。
因此，在加氢处理和加氢转化方法中形成这些沉积物在很大程度上取决于原料的品质和操作的严苛性。更具体地说，原料中存在的沥青质主要通过在严苛的加氢转化条件下的脱烷基化来转化，因此形成以沉积物形式沉淀的包含高度稠合芳环的分子。
重质烃原料的加氢转化方法是本领域技术人员众所周知的。特别地，用于转化重质原料的传统方案包括溶剂脱沥青(SDA)步骤和在固定床、移动床、沸腾床和/或混合床中实施的加氢转化步骤。
因为根据待处理的原料在固定床、移动床、沸腾床和/或混合床中实施加氢转化步骤，所以这些步骤总是包含至少一种在操作过程中保持在反应器中的催化剂。在本申请中，术语混合床是指具有不同颗粒尺寸的催化剂的混合床，其同时包含至少一种保持在反应器中的催化剂和至少一种与原料一起进入反应器、并与流出物一起被夹带出反应器的被夹带的催化剂(浆态)。通常依次进行脱沥青和加氢转化。特别地，两种将脱沥青和加氢转化相结合的重质原料的转化方法的区别在于：
-以“间接路线”命名的第一种方法使用位于加氢转化单元上游的脱沥青单元。根据该路线，将原料至少部分地在脱沥青单元中进行处理，然后在氢气的存在下将其至少部分地送入包括一个或多个加氢转化反应器的加氢转化单元。因此专利US 7 214 308描述了转化由重质原油的蒸馏产生的常压或减压渣油的方法，其中首先将该渣油送至溶剂脱沥青单元，产生DAO物流和沥青物流，然后在采用沸腾床操作的反应器中将这两个物流分别处理。然后该方法实现了渣油的较高水平的转化率，因为DAO物流的单独的加氢转化使用针对DAO处理特定的催化剂，并且可以以实现更彻底的转化的方式来实施。间接路线的主要缺点在于脱沥青器所需的大尺寸导致高投资和操作成本。
-以“直接路线”命名的第二种方法使用位于加氢转化单元下游的脱沥青单元。通常，在这类方法中，在由加氢转化和脱沥青组成的两个单独步骤之间实施常压蒸馏步骤，以及在常压蒸馏步骤之后的任选的减压蒸馏步骤。例如，在专利FR 2 753 984中描述的方法就是这种情况，其中首先将重质原料送至加氢转化段，该加氢转化段包括至少一个三相反应器，该三相反应器包含沸腾床中的加氢转化催化剂和氢气，并与上流液体和上流气体一起发挥作用。加氢转化反应段中应用的条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属、氮和硫含量的液体流出物。然后将该流出物分离成若干种馏分，包括一个或多个渣油馏分：将经加氢转化的液体流出物送至常压蒸馏段，产生馏出物和常压渣油，并将所述常压渣油的至少一部分送至减压蒸馏段，在该减压蒸馏段之后回收减压馏出物和减压渣油。然后将减压渣油至少部分地送至脱沥青段，在该脱沥青段中，在本领域技术人员已知的脱沥青条件下，借助于溶剂使用液-液萃取器，可以获得DAO和残余沥青。然后，在可以特别降低其金属、硫、氮和康拉逊残炭含量的条件下，在固定床、移动床、沸腾床和/或混合床中对如此获得的DAO进行加氢处理，并在通过蒸馏进行新的分离之后，获得气态馏分、可以被分成汽油和瓦斯油馏分(然后将其输送至燃料池)的常压馏出物和较重质的经加氢处理的馏分。然后，可以将该较重质的馏分例如送至催化裂化段或催化加氢裂化段。
US 2010/320122A、US 6017441、US 3905892、US 4176048、US 2012/061293A和US8287720描述了直接路线的各种可能的配置，其中实施第一加氢转化步骤，然后是由经加氢转化的流出物的中间分离产生的重质馏分的脱沥青的步骤，然后对DAO实施第二加氢转化、加氢处理或加氢裂化步骤。在这些配置中，在其中将DAO与含沥青质的原料共处理的情况下，可能仍会在第二加氢转化步骤过程中形成焦炭和沉积物。此外，如在专利US 4176048中提出的方案的情况下，在沥青质转化率低的第一加氢转化步骤之后的脱沥青步骤过程中，产生了大量的沥青。这种沥青是一种低价值的产品，而且难以转化为燃料。
如在专利申请FR 2 964 388和FR 2 999 599中所描述的，根据直接路线的另一种配置包括在加氢转化步骤之后实施重质馏分的脱沥青步骤，从而使产生的沥青量最小化，然后将DAO再循环到第一加氢转化区的入口或第一加氢转化区上游的分馏区中。该配置需要显著增加反应区以及分离区的体积，相对于无DAO再循环的转化方法而言增加所需的投资和操作成本。而且，在该配置中，在其中DAO被再循环并与含有沥青质的重质原料共处理的加氢转化步骤期间仍可能遇到焦炭和沉积物形成的问题。
发明目的和概述
本发明的目的是至少部分解决与将加氢转化步骤和脱沥青步骤整合的来自现有技术的重质原料转化方法相关的上述问题。
特别地，本发明的目的之一是提供将加氢转化步骤和脱沥青步骤整合的转化重质烃原料的方法，其中对于给定的重质原料转化率而言，提高了流出物的稳定性，从而可以进一步提升所述方法的转化率，即可以操作加氢转化以获得更高的转化率。
本发明的另一个目的是提供这样一种方法，其中在加氢转化过程中限制焦炭和沉积物的形成，从而减少了反应区中使用的催化剂失活问题以及该方法中使用的设备的结垢问题。
本发明的另一个目的还在于提供高品质的DAO，即具有减少的氮、硫、金属和康拉逊残炭含量的DAO。
因此，为了实现上述目的中的至少一个，本发明特别提出了转化重质烃原料的方法，所述重质烃原料包含至少50％具有至少300℃的沸点的馏分，并且包含硫、康拉逊残炭、金属和氮，所述方法包括以下相继步骤：
-在氢气的存在下、在初始加氢转化段中，在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下对所述重质烃原料的至少一部分实施的初始加氢转化步骤(a1)；
-在氢气的存在下、在(n-1)个另外的加氢转化段中，对由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或任选的由两个相继的加氢转化步骤之间的中间分离段中的任选的中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的至少一部分或全部实施的(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，所述任选的中间分离步骤(bj)将由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物，
n是加氢转化步骤的总数，n大于或等于2，i是2至n的整数，j是1至(n-1)的整数，并且初始加氢转化段和另外的一个或多个加氢转化段各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器；
-在第一分馏段中，对由最后一个另外的加氢转化步骤(an)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部实施的第一分馏步骤(c)，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，所述重质馏分包含在大于或等于540℃的温度下沸腾的渣油馏分；
-在脱沥青器中，采用至少一种烃溶剂将由分馏步骤(c)产生的所述重质馏分的一部分或全部脱沥青的步骤(d)，以获得脱沥青油DAO和残余沥青；
-任选地在第二分馏段中，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部分馏成至少一种重质DAO馏分和一种轻质DAO馏分的第二分馏步骤(e)；
-将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(ai)中和/或中间分离步骤(bj)中的步骤(f)。
优选地，所述重质烃原料具有至少0.1重量％的硫含量、至少0.5重量％的康拉逊残炭含量、至少1重量％的C7沥青质含量和至少20重量ppm的金属含量。
所述重质烃原料可以是原油，或由原油的常压和/或减压蒸馏产生的常压渣油和/或减压渣油组成，并且优选由原油的减压蒸馏产生的减压渣油组成。
根据本发明的一个实施方案，所述包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器是采用具有上流液体和上流气体的沸腾床操作的三相反应器。
根据本发明的一个实施方案，所述包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器是采用混合床操作的三相反应器，所述混合床包含至少一种保持在所述三相反应器中的催化剂和至少一种被夹带出所述三相反应器的催化剂。
根据本发明的一个实施方案，在2-38MPa的绝压下、在300℃-550℃的温度下、在0.05h-1至10h-1的相对于每个三相反应器的体积的时空速HSV下并在50-5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)重质烃原料的与所述重质烃原料混合的氢气量下实施所述初始加氢转化步骤(a1)。
根据本发明的一个实施方案，在300℃-550℃且高于初始加氢转化步骤(a1)中使用的温度的温度下、在50-5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)重质烃原料的与所述重质烃原料混合的氢气量且小于初始加氢转化步骤(a1)中使用的氢气量下、在2-38MPa的绝压下并在0.05h-1至10h-1的相对于每个三相反应器的体积的时空速HSV下实施所述另外的一个或多个加氢转化步骤(an)。
根据本发明的一个实施方案，所述中间分离段包括一个或多个串联布置的闪蒸罐、和/或一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、和/或常压蒸馏塔、和/或减压蒸馏塔，并且优选由单个闪蒸罐构成。
根据本发明的一个实施方案，所述第一分馏段包括一个或多个串联布置的闪蒸罐、和/或一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、和/或常压蒸馏塔、和/或减压蒸馏塔，并且优选由一组串联的若干个闪蒸罐以及常压蒸馏塔和减压蒸馏塔构成。
根据本发明的一个实施方案，在萃取塔中、在60℃-250℃的温度下、采用至少一种包含3-7个碳原子的烃溶剂并以3/1至16/1、优选4/1至8/1的溶剂/原料比(体积/体积)实施所述脱沥青步骤(d)。
根据本发明的一个实施方案，将所述重质烃原料的一部分送至至少一个另外的加氢转化段、和/或至少一个中间分离段、和/或第一分馏段、和/或脱沥青器。
根据本发明的一个实施方案，将来自所述方法外部的烃原料送至所述初始加氢转化段、和/或至少一个另外的加氢转化段、和/或至少一个中间分离段、和/或第一分馏段、和/或脱沥青器。
根据本发明的一个实施方案，所述方法还包括以下至少一个再循环步骤：
-将由步骤(e)产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部再循环(r1)到初始加氢转化段中、和/或至少一个另外的加氢转化段中、和/或至少一个中间分离段中、和/或第一分馏段中；
-将由步骤(f)产生的DAO的重质馏分的一部分再循环(r2)到第一分馏段中；
-将由步骤(d)产生的DAO的一部分再循环(r3)到第一分馏段中；
-将由步骤(d)产生的残余沥青的一部分或全部再循环(r4)到初始加氢转化段中、和/或至少一个另外的加氢转化段中；
-将来自给定的另外的加氢转化段的经加氢转化的液体流出物的一部分再循环(r5)到：
-初始加氢转化段中，和/或
-位于所述给定段上游的另一个另外的加氢转化段中，和/或
-位于所述给定段上游的中间分离段中；
-将由给定的中间段产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r6)到：
-初始加氢转化段中，和/或
-位于所述给定中间段上游的另外的加氢转化段中，和/或
-位于所述给定段上游的另一个中间分离段中；
-将由第一分馏段产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r7)到：
-初始加氢转化段中，和/或
-另外的加氢转化段中，和/或
-中间分离段中。
根据本发明的一个实施方案，n等于2。
根据本发明的一个实施方案，所述方法包括将由步骤(d)产生的全部DAO或由第二分馏步骤(e)产生的全部重质馏分再循环(f)到最后一个另外的加氢转化步骤(ai)中，当n等于2时，优选再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中，此外，将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(b1)时，将由步骤(b1)产生的重质馏分全部送至步骤(a2)，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
根据本发明的一个实施方案，所述方法包括将由步骤(d)产生的全部DAO或由第二分馏步骤(e)产生的全部重质馏分再循环(f)到中间分离步骤(bj)中，当n等于2时，优选再循环到初始加氢转化步骤(a1)和另外的加氢转化步骤(a2)之间的中间分离步骤(b1)中，此外，将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(b1)时，将由步骤(b1)产生的重质馏分全部送至步骤(a2)，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
根据本发明的一个实施方案，所述方法不包括中间分离步骤(bj)，但包括将由步骤(d)产生的DAO全部再循环(f)到最后一个另外的加氢转化步骤(ai)中，当n等于2时，优选再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中，此外，将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(a2)时，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
根据本发明的一个实施方案，所述初始加氢转化段和所述另外的一个或多个加氢转化段的所述至少一个三相反应器的所述加氢转化催化剂包含至少一种选自镍和钴的第VIII族的非贵金属和至少一种选自钼和钨的第VIB族金属，并优选包含无定形载体。
通过阅读随后的方法的详细描述以及通过非限制性实施例给出的本发明的具体示例性实施方案，本发明的其他目的和优点将变得清晰可见，该描述参考下文所述的附图进行。
附图说明
图1是实施根据本发明的转化方法的示意图。
图2是根据第一实施方案的方法的图，在所述第一实施方案中将DAO的重质馏分的至少一部分再循环到第二加氢转化段中。
图3是根据第三实施方案的方法的图，在所述第三实施方案中将DAO的至少一部分再循环到两个加氢转化段之间的中间分离段中。
图4是根据第二实施方案的方法的图，在所述第二实施方案中将DAO的至少一部分再循环到第二加氢转化段中。
图5是根据第四实施方案的方法的图，在所述第四实施方案中将DAO的至少一部分再循环到第二加氢转化段中，所述第二加氢转化段紧随第一加氢转化段之后而没有中间分离。
在附图中，相同的附图标记表示相同或相似的要素。
发明详述
根据本发明的转化重质烃原料的方法以一连串特定步骤的形式整合了所述原料的加氢转化和经加氢转化的流出物的至少一部分的脱沥青。
在说明书的其余部分中，参考图示说明了根据本发明的转化方法的总体实施的图1。
在本发明中，提出了通过包括至少两个相继的加氢转化步骤和至少一个将由加氢转化产生的流出物的重质馏分脱沥青的步骤的序列来同时提高转化率和液体流出物的稳定性，所述两个相继的加氢转化步骤可以通过中间分离步骤隔开，在第一加氢转化步骤的下游使DAO的至少一部分再循环。DAO在脱沥青器的出口处再循环，或在经过产生DAO的重质馏分(其进而构成再循环的那部分DAO)的分馏步骤之后再循环。这样的配置可以实现重质烃原料大于70％、优选大于80％的转化率，使用受到液体流出物的稳定性的限制的传统方法并不是总能够实现这样的转化率。
净转化率被定义为对于相同的原料-产物分馏点而言，(原料中的残余物流量-产物中的残余物流量)/(原料中的残余物流量)之比；通常，该分馏点为450℃-550℃，并且通常约540℃；在该定义中，残余物是从该分馏点开始沸腾的馏分，例如540℃+馏分。
因此，提出了转化重质烃原料，例如原油或由原油的常压或减压蒸馏产生的重质烃馏分的方法，所述原料包含至少50％具有至少300℃的沸点的馏分，所述方法包括以下相继步骤：
-在氢气的存在下、在初始加氢转化段A1中，在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下对所述重质烃原料的至少一部分实施的初始加氢转化步骤(a1)；
-在氢气的存在下、在(n-1)个另外的加氢转化段Ai中，对由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或任选的由两个相继的加氢转化步骤之间的任选的中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的至少一部分或全部实施的(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，所述任选的中间分离步骤(bj)将由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物，
n是加氢转化步骤的总数，n大于或等于2，i是2至n的整数，j是1至(n-1)的整数，并且初始加氢转化段A1和另外的一个或多个加氢转化段Ai各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器；
-在第一分馏段C中，对由最后一个另外的加氢转化步骤(an)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部实施的第一分馏步骤(c)，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，所述重质馏分包含在大于或等于540℃的温度下沸腾的渣油馏分；
-在脱沥青器(D)中，采用至少一种烃溶剂将由分馏步骤(c)产生的所述重质馏分的一部分或全部脱沥青的步骤(d)，以获得脱沥青油DAO和残余沥青；
-任选地在第二分馏段E中，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部分馏成至少一种重质DAO馏分和一种轻质DAO馏分的第二分馏步骤(e)；
-将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(ai)中和/或中间分离步骤(bj)中的步骤(f)。
根据一个优选的实施方案，根据本发明的方法包括两个加氢转化步骤以及在这两个加氢转化步骤之间的任选的中间分离步骤。根据该实施方案，n等于2，然后所述方法包括：
-在氢气的存在下、在初始加氢转化段A1中，在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下对所述重质烃原料的至少一部分实施的初始加氢转化步骤(a1)；
-在氢气的存在下、在另外的加氢转化段A2中，对由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或任选的由初始加氢转化步骤(a1)和另外的加氢转化步骤(a2)之间的任选的中间分离步骤(b1)产生的重质馏分的至少一部分或全部实施的另外的加氢转化步骤(a2)，所述任选的中间分离步骤(b1)将由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述另外的加氢转化步骤(a2)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物，
初始加氢转化段(A1)和另外的加氢转化段(A2)各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器；
-在第一分馏段C中，对由另外的加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部实施的第一分馏步骤(c)，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，所述重质馏分包含在大于或等于540℃的温度下沸腾的渣油馏分；
-在脱沥青器D中，采用至少一种烃溶剂将由分馏步骤(c)产生的所述重质馏分的一部分或全部脱沥青的步骤(d)，以获得脱沥青油DAO和残余沥青；
-任选地在第二分馏段E中，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部分馏成至少一种重质DAO馏分和一种轻质DAO馏分的第二分馏步骤(e)；
-将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中和/或中间分离步骤(b1)中的步骤(f)。
通过根据本发明的方法获得的DAO不包含或含非常少的C7沥青质，C7沥青质是已知的通过其形成重质烃渣油(通常称为焦炭)的能力和其产生极大地限制加氢处理和加氢转化单元的可操作性的沉积物的趋势这二者来抑制渣油馏分转化的化合物。另外，通过根据本发明的方法获得的DAO比由原油的初级(直馏)分馏产生的重质石油原料生产的DAO更具芳香性，这是因为其产生自于先前已经经历了高度加氢转化的流出物。
在根据本发明的方法中，DAO的至少一部分和由一个或多个第一加氢转化段产生的流出物的混合物可以与具有相对于包括没有使DAO再循环的加氢转化单元的方法和包括在第一加氢转化或第一加氢处理步骤上游使DAO再循环的加氢转化单元的方法而言降低的C7沥青质含量和更高的芳族化合物含量的原料一起进料至随后的一个或多个加氢转化步骤。因此，可以在根据本发明的方法中，特别是在另外的加氢转化步骤中实行更严苛的操作条件，并由此在限制产生沉积物的同时，实现更高水平的原料转化率。
将来自最后一个另外的加氢转化步骤的流出物分离成若干种馏分。然后对在该分离步骤中产生的一种或多种重质馏分进行脱沥青。因此，使用以最高转化率获得的这些馏分可以使脱沥青器所需的尺寸最小化，并且使产生的沥青量最小化。根据本发明，在初始加氢转化步骤之后总是将通过脱沥青萃取的DAO再循环至中间分离段之一的入口中，或另外的加氢转化段之一的入口中，优选再循环至最后一个另外的加氢转化步骤的段的入口中。根据这两个实施方案，第一加氢转化段的反应器的尺寸不受影响，并且根据第二实施方案，既不影响中间分离设备的尺寸也不影响先前加氢转化步骤的反应器的尺寸。在初始加氢转化段的下游注入DAO可以避免DAO被预先氢化，从而保留其芳香性(通过由ASTM D 5292方法测得的芳族碳含量来表征)，这相对于来自其中实现了最高转化率的区段的液体流出物的稳定性而言获得了增益。因此，可以在根据本发明的方法中设想用于实现更高转化率的操作。
原料
在根据本发明的方法中处理的原料是重质烃原料，其包含至少50％具有至少300℃、优选至少350℃、甚至更优选至少375℃的沸点的馏分。
该重质烃原料可以是原油，或产生自原油的精炼或产生自精炼厂中另一种烃源的处理。
优选地，所述原料是原油或由原油的常压蒸馏和/或减压蒸馏产生的常压渣油和/或减压渣油形成。
所述重质烃原料还可以由产生自热转化、加氢处理、加氢裂化和/或加氢转化单元的流出物的常压蒸馏和/或减压蒸馏产生的常压渣油和/或减压渣油形成。
优选地，所述原料由减压渣油形成。这些减压渣油通常包含至少50％具有至少450℃、通常至少500℃、或甚至至少540℃的沸点的馏分。所述减压渣油可以直接来自原油，或来自其他精炼单元，例如尤其是渣油的加氢处理、渣油的加氢裂化和渣油的减粘裂化。优选地，所述减压渣油是由原油的初级(直馏)分馏的减压蒸馏塔产生的减压渣油。
所述原料还可以由减压馏出物形成，其直接产生自原油或产生自由其他精炼单元(例如尤其是裂化单元，如流化催化裂化(FCC)和加氢裂化)、以及由热转化单元(例如焦化单元或减粘单元)产生的馏分。
其还可以由从生产润滑剂的单元中提取的芳族馏分，由脱沥青单元产生的脱沥青油(脱沥青单元的萃余物)或由脱沥青单元产生的沥青(脱沥青单元的残余物)形成。
重质烃原料还可以是由直接煤液化产生的渣油馏分(例如，由H-CoalTM工艺产生的常压渣油和/或减压渣油)、由直接煤液化(例如H-CoalTM工艺)产生的减压馏出物、或由木质纤维素生物质的直接液化产生的渣油馏分，单独地或作为与煤和/或石油馏分的混合物使用。
所有这些原料可用于单独地或作为混合物形成根据本发明处理的重质烃原料。
根据本发明处理的重质烃原料包含杂质，例如金属、硫、氮、康拉逊残炭。它还可能包含庚烷不溶物，也称为C7沥青质。金属含量可以大于或等于20重量ppm，优选大于或等于100重量ppm。硫含量可以大于或等于0.1重量％，实际上甚至大于或等于1重量％，并且可以大于或等于2重量％。C7沥青质(根据标准NFT60-115或标准ASTM D 6560的庚烷不溶性化合物)含量为至少1重量％，通常大于或等于3重量%。C7沥青质是已知的通过其形成重质烃渣油(通常称为焦炭)的能力和其产生极大地限制加氢处理和加氢转化单元的可操作性的沉积物的趋势来抑制渣油馏分转化的化合物。康拉逊残炭含量可大于或等于0.5重量％，或甚至为至少5重量％。康拉逊残炭含量由标准ASTM D 482定义，对于本领域技术人员而言，其代表了对在标准温度和标准压力条件下热解后产生的碳残留量的众所周知的评估。
初始加氢转化步骤(a1)
根据本发明，在氢气的存在下、在初始加氢转化段A1内的第一加氢转化步骤(a1)中处理重质烃原料。所述初始加氢转化段包括一个或多个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器，所述反应器可以串联和/或并联布置。这些反应器尤其可以是固定床、移动床、沸腾床和/或混合床类型的反应器，这取决于待处理的原料。
本发明特别适合于采用具有上流液体和上流气体的沸腾床操作的三相反应器。因此，通常借助于例如在专利US 4 521 295、US 4 495 060、US 4 457 831、或US 4 354 852、或在AIChE的论文“Second generation ebullated bed technology”(1995年3月19-23日，Houston，Texas，论文编号46d)、或在由Éditions Technip在2013年出版的"Catalysis byTransition Metal Sulphides"一书中的第3.5章"Hydroprocessing andHydroconversion of Residue Fractions"中描述的H-Oil®工艺的技术和条件，有利地在包括一个或多个采用沸腾床操作的可以串联和/或并联的三相加氢转化反应器的初始加氢转化段A1中实施该初始转化步骤(a1)。根据该实施方案，每个三相反应器作为流化床(称为沸腾床)操作。每个反应器有利地包括再循环泵，该再循环泵可以通过将有利地在反应器的顶部取出并在反应器的底部重新注入的液体馏分的至少一部分连续地再循环来使催化剂保持在沸腾床中。
第一加氢转化步骤(a1)在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下进行。
在该步骤(a1)中，优选在特定的加氢转化条件下将所述原料转化。步骤(a1)优选在2MPa-38MPa、更优选5MPa-25MPa、甚至更优选6MPa-20MPa的绝压下、在300℃-550℃、更优选350℃-500℃、优选370℃-450℃的温度下进行。相对于每个三相反应器的体积的时空速(HSV)优选为0.05h-1至10h-1。根据一个优选的实施方案，HSV为0.1h-1至10h-1，更优选为0.1h-1至5h-1，甚至更优选为0.15h-1至2h-1。根据另一个实施方案，HSV为0.05h-1至0.09h-1。与原料混合的氢气的量优选为50-5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)液体原料，优选100-2000Nm3/m3，非常优选200-1000Nm3/m3。
由于初始加氢转化步骤(a1)根据待处理的原料在固定床、移动床、沸腾床和/或混合床中进行，因此该步骤包含至少一种保持在反应器中的加氢转化催化剂。
在根据本发明的方法的初始加氢转化步骤(a1)中使用的加氢转化催化剂可以包含一种或多种来自元素周期表第4族至第12族的元素，其可以沉积或可以不沉积在载体上。可以有利地使用包含载体的催化剂，所述载体优选为无定形载体，例如二氧化硅、氧化铝、二氧化硅/氧化铝、二氧化钛或这些结构的组合，非常优选氧化铝。
所述催化剂可以包含至少一种选自镍和钴，优选镍的第VIII族金属，所述第VIII族元素优选与至少一种选自钼和钨的第VIB族金属组合使用；优选地，所述第VIB族金属是钼。
在本说明书中，根据CAS分类法(CRC Handbook of Chemistry and Physics，由CRC Press出版，D. R. Lide主编，第81版，2000-2001)来给出化学元素的族。例如，根据CAS分类法的第VIII族对应于根据新IUPAC分类法的第8列、第9列和第10列的金属。
有利地，在初始加氢转化步骤(a1)中使用的加氢转化催化剂包含氧化铝载体和至少一种选自镍和钴，优选镍的第VIII族金属，以及至少一种选自钼和钨，优选钼的第VIB族金属。优选地，所述加氢转化催化剂包含镍作为来自第VIII族的元素和钼作为来自第VIB族的元素。
以金属氧化物(特别是NiO)的重量表示的来自第VIII族的非贵金属(特别是镍)的含量有利地为0.5重量％-10重量％，优选为1重量％-6重量％，并且以金属氧化物(特别是三氧化钼MoO3)的重量表示的来自第VIB族的金属(特别是钼)的含量有利地为1重量％-30重量％，优选为4重量％-20重量％。金属含量表示为金属氧化物相对于催化剂重量的重量百分数。
该催化剂有利地以挤出物或珠粒的形式使用。所述珠粒具有例如0.4mm-4.0mm的直径。所述挤出物具有例如圆柱体的形状，其直径为0.5mm-4.0mm并且长度为1mm-5mm。挤出物也可以是具有不同形状(例如三叶形、规则或不规则的四叶形或其他多叶形)的物体。也可以使用具有其他形式的催化剂。
这些不同形式的催化剂的尺寸可以通过当量直径来表征。当量直径由颗粒体积与颗粒外表面积之比的六倍来定义。因此，以挤出物、珠粒或其他形式使用的催化剂的当量直径为0.4mm-4.4mm。这些催化剂是本领域技术人员众所周知的。
在根据本发明的一个实施方案中，初始加氢转化步骤(a1)在混合床中进行，所述混合床同时包含至少一种保持在反应器中的催化剂和至少一种与原料一起进入反应器、并与流出物一起被夹带出反应器的被夹带的催化剂。在这种情况下，除了保持在沸腾床反应器中的加氢转化催化剂之外，因此还使用了一类被夹带的催化剂(也称为浆态)。所述被夹带的催化剂的不同之处在于其粒度和密度适合于其夹带。术语“分散催化剂的夹带”是指其通过液体物流在一个或多个三相反应器中的循环，所述催化剂与原料一起在所述一个或多个三相反应器中循环，并与产生的液体流出物一起从所述一个或多个三相反应器中取出。这些催化剂是本领域技术人员众所周知的。
被夹带的催化剂可以有利地通过在将至少一种活性相前体直接注入一个或多个加氢转化反应器和/或在将原料引入一个或多个加氢转化步骤之前注入所述原料中而获得。前体的添加可以连续或间歇地加入(取决于操作、所处理原料的类型、所寻求的产品规格和可操作性)。根据一个或多个实施方案，将一种或多种被夹带的催化剂前体与包含例如其中相对于烃油的总重量的至少50重量％具有180℃-540℃的沸点的烃的烃油预混合，从而形成稀前体预混物。根据一个或多个实施方案，例如通过动态混合(例如使用转子、搅拌器等)或通过静态混合(例如使用注射器、通过强制进料、经由静态混合器等)将前体或稀前体预混物分散在重质烃原料中，或仅将前体或稀前体预混物加入原料中以获得混合物。本领域技术人员已知的任何混合和搅拌技术可以用于将前体或稀前体混合物分散在一个或多个加氢转化步骤的原料中。
非负载型催化剂的所述一种或多种活性相前体可以是液体形式，例如可溶于有机介质的金属前体，例如辛酸钼和/或环烷酸钼，或水溶性化合物，例如磷钼酸和/或七钼酸铵。
所述被夹带的催化剂可以形成并在适合于活化的条件下在反应器的外部非原位活化，然后与原料一起注入。所述被夹带的催化剂也可以形成并在加氢转化步骤之一的反应条件下原位活化。
根据一个实施方案，所述被夹带的催化剂可以是负载型的。在这种情况下，可以通过以下方式有利地获得负载型催化剂：
-通过研磨新鲜或用过的负载型加氢转化催化剂，或通过研磨新鲜的催化剂和用过的催化剂的混合物，或
-通过将至少一种活性相前体浸渍在具有适于催化剂的夹带的粒度、优选0.001μm-100μm的粒度的载体上。活性相可以是上述针对初始加氢转化步骤(a1)中使用的加氢转化催化剂所描述的相，并且对于载体也同样适用。在此不再重复其描述。
在根据本发明的方法的一个实施方案中，在该初始加氢转化步骤(a1)的每个反应器中使用不同的加氢转化催化剂，针对每个反应器提出的催化剂适于被送至该反应器的原料。
在根据本发明的方法的一个实施方案中，在每个反应器中使用若干种类型的催化剂。
在根据本发明的方法的一个实施方案中，每个反应器包含一种或多种适于沸腾床操作的催化剂，以及任选的一种或多种另外的被夹带的催化剂。
如已知并且例如在专利FR 3 033 797中所描述的那样，当加氢转化催化剂被用过后，通过优选在反应器的底部取出用过的催化剂、并在反应器的顶部或底部引入替代催化剂，可以用新鲜催化剂、和/或用具有比待替换的用过的催化剂更高的催化活性的用过的催化剂、和/或用再生的催化剂、和/或用更新的催化剂(从更新区获得的催化剂，在该更新区中，去除大部分沉积金属，然后将用过的更新的催化剂送入在其中除去该催化剂所含有的碳和硫的再生区，从而增加催化剂的活性)来部分地替换所述加氢转化催化剂。用过的催化剂的这种替换优选以规则的时间间隔进行，并且优选间歇地或基本上连续地进行。用过的催化剂的这种替换可以全部或部分采用由任一加氢转化步骤的同一反应器和/或另一反应器获得的用过和/或再生的和/或更新的催化剂来完成。所述催化剂可以与金属氧化物形式的金属、金属硫化物形式的金属一起加入，或在预处理之后加入。对于每个反应器而言，用新鲜催化剂替换用过的加氢转化催化剂的替换度有利地为0.01kg-10kg/立方米待处理的原料，优选为0.1kg-3kg/立方米待处理的原料。使用有利地使该加氢转化步骤连续进行的装置来实施所述取出和所述替换。
关于至少部分地用再生的催化剂进行替换而言，可以将从反应器中取出的用过的催化剂送至再生区，在该再生区中除去该催化剂所含的碳和硫，然后将该再生的催化剂返回至加氢转化步骤。关于至少部分用更新的催化剂进行替换而言，可以将从反应器中取出的用过的催化剂送至更新区，在该更新区中除去大部分沉积金属，然后将用过的更新的催化剂送至再生区，在该再生区中除去该催化剂所含的碳和硫，然后使该再生的催化剂返回加氢转化步骤。
除了接收重质烃原料之外，初始加氢转化段A1还可以接收以下流出物中的至少一种：
-一种或多种外部的烃原料(在根据本发明方法的外部并且不同于初始原料的意义上)，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油或减压渣油；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间实施的一个或多个中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的一部分，这些步骤(ai)和步骤(bj)在下文描述；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间实施的一个或多个中间分离步骤(bj)产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部；
-一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的流出物的一部分；
-由根据本发明的方法的第一分馏步骤(c)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分和/或一种或多种轻质馏分的一部分；
-在脱沥青步骤(d)中的脱沥青器D中产生的残余沥青的一部分或全部；
-在根据本发明的方法的第二分馏步骤(e)中产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部。
任选的中间分离步骤(b1)
然后，由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物可以在中间分离段(B1)中经历中间分离步骤(b1)，该中间分离步骤在初始加氢转化步骤(a1)和初始加氢转化步骤之后的另外的加氢转化步骤之间进行。所述另外的加氢转化步骤在下文描述。根据本发明，该中间分离步骤(b1)是优选的，但是它仍然是任选的。具体而言，由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物可以替代地被直接送至另外的加氢转化步骤。
优选地，将由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的至少一部分送至中间分离步骤(b1)。
中间分离步骤(b1)将由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的所谓的重质液体馏分。
因此，该第一中间分离步骤产生至少两种馏分，包括如上所述的重质液体馏分，其他的一种或多种馏分为一种或多种轻质和中间馏分。
这样分离的轻质馏分包含溶解的轻质气体(H2和C1-C4)、石脑油(在低于150℃的温度下沸腾的馏分)、煤油(在150℃-250℃下沸腾的馏分)和至少一部分的柴油(在250℃-375℃下沸腾的馏分)。
然后可将轻质馏分至少部分地送至分馏单元(图中未示出)，在该分馏单元中例如通过流过闪蒸罐从所述轻质馏分中提取轻质气体(H2和C1-C4)。可以将这样回收的氢气有利地再循环到初始加氢转化步骤(a1)的入口中。
可以将轻质馏分送入其中的分馏单元还可以包括蒸馏塔。在这种情况下，从送入所述塔的轻质馏分中分离出石脑油、煤油和柴油馏分。
主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的由中间分离步骤(b1)产生的重质液体馏分包含至少一种在大于或等于540℃的温度下沸腾的馏分，称为减压渣油(其为未转化馏分)。主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的由中间分离步骤(b1)产生的重质液体馏分还可以包含在375℃-540℃下沸腾的馏分(称为减压馏出物)。它还可以任选地包含在250℃-375℃下沸腾的一部分柴油馏分。
然后将该重质液体馏分全部或部分地送至如下文所述的第二加氢转化步骤(a2)。
因此，根据所使用的分离设备，中间分离步骤(b1)可以将由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物分离成多于两种的液体馏分。
中间分离段B1包括本领域技术人员已知的任何分离设备。
中间分离段B1因此可以包括以下分离设备中的一项或多项：一个或多个串联布置的闪蒸罐、一个或多个蒸汽汽提或氢气汽提塔、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔。
优选地，该中间分离步骤(b1)采用一个或多个串联布置的闪蒸罐进行。
根据一个优选的实施方案，中间分离步骤(b1)采用单个闪蒸罐进行。优选地，闪蒸罐的压力和温度接近初始加氢转化步骤(a1)的最后一个反应器的操作条件。该实施方案是特别优选的，因为它可以减少设备的数量并因此减少投资成本。
根据另一个实施方案，中间分离步骤(b1)通过一组若干个闪蒸罐进行，所述闪蒸罐在与初始加氢转化步骤(a1)的最后一个反应器的操作条件不同的操作条件下操作，并由此获得至少轻质液体馏分(然后可以将所述轻质馏分至少部分地送至分馏单元)以及至少重质液体馏分(然后将所述重质液体馏分至少部分地送至第二加氢转化步骤(a2))。
在另一个实施方案中，中间分离步骤(b1)采用一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔进行。通过这种方式，将由初始加氢转化步骤(a1)产生的流出物分离成至少轻质液体馏分和至少重质液体馏分。然后将所述重质液体馏分至少部分地送至第二加氢转化步骤(a2)。
在另一个实施方案中，中间分离步骤(b1)在常压蒸馏塔中进行，所述常压蒸馏塔分离由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物。然后将从常压蒸馏塔中回收的重质液体馏分至少部分地送至第二加氢转化步骤(a2)。
在另一个实施方案中，中间分离步骤(b1)通过常压蒸馏塔进行，所述常压蒸馏塔分离由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物，然后通过减压蒸馏塔进行，所述减压蒸馏塔接收来自常压蒸馏塔的渣油并产生重质液体馏分，然后将所述重质液体馏分至少部分送至第二加氢转化步骤(a2)。
中间分离步骤(b1)也可以以与上述次序不同的次序由上述各种实施方案的组合组成。
任选地，在将重质液体馏分送至根据本发明的第二加氢转化步骤(a2)之前，可借助一个或多个汽提塔对所述重质液体馏分进行蒸汽汽提和/或氢气汽提步骤，以从该重质馏分中除去沸点低于540℃的化合物。
除了接收由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的一部分或全部之外，中间分离段B1还可以接收以下流出物中的至少一种：
-送至加氢转化步骤的重质烃原料的一部分(旁路)；
-一种或多种外部烃原料，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油、减压渣油；
-由如下文详细描述的在步骤(a1)之后的两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的一部分；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个中间分离步骤(bj)产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部；
-下文所述的一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的液体流出物的一部分；
-由下文详细描述的第一分馏步骤(c)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分和/或一种或多种轻质馏分的一部分；
-在脱沥青步骤(d)中的脱沥青器D中产生的DAO的一部分或全部；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的重质馏分的一部分或全部；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部。
在这种情况下，可以将另外的流出物送至中间分离段的入口，或者中间分离段的两个不同设备之间，例如在闪蒸罐、汽提塔和/或蒸馏塔之间。
另外的一个或多个加氢转化步骤(ai)和任选的一个或多个中间分离步骤(bj)
根据本发明，在氢气的存在下，在另外的加氢转化段A2中进行的另外的加氢转化步骤(a2)中处理由初始加氢转化步骤(a1)产生的流出物的一部分或全部，优选处理由中间分离步骤(b1)产生的重质馏分的一部分或全部，所述另外的加氢转化步骤(a2)在初始加氢转化步骤(a1)之后或在任选的中间分离步骤(b1)之后。
根据本发明的方法可以包括多于一个的另外的加氢转化步骤(ai)，以及在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间的多于一个的中间分离步骤(bj)。
因此，根据本发明的方法包括在氢气的存在下、在(n-1)个另外的加氢转化段Ai中，对由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或由两个相继的加氢转化步骤之间的任选的中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的至少一部分或全部进行的(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，所述任选的中间分离步骤(bj)将由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物。
n是加氢转化步骤的总数量，n大于或等于2。
i和j是下标。i是2到n的整数，j是1到(n-1)的整数。
另外的一个或多个加氢转化段Ai各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器，如针对初始加氢转化段A1所述的那样。
初始加氢转化步骤和一个或多个另外的加氢转化步骤是在不同的加氢转化段中进行的独立的步骤。
所述(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)以与针对初始加氢转化步骤所述的类似的方式进行，因此在此不再重复其描述。这特别适用于操作条件、使用的设备、使用的加氢转化催化剂，但下文给出的规定除外。
对于初始加氢转化步骤(a1)而言，在包括一个或多个三相加氢转化反应器的初始加氢转化段A1中有利地进行(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，所述反应器可以串联和/或并联，采用沸腾床操作，如上文针对初始加氢转化步骤(a1)所述的那样。根据该优选实施方案，每个三相反应器均作为流化床(称为沸腾床)操作。每个反应器有利地包括再循环泵，该再循环泵可以通过将有利地在反应器的顶部取出并在反应器的底部重新注入的液体馏分的至少一部分连续地再循环来使催化剂保持在沸腾床中。
在这些另外的加氢转化步骤中，操作条件可能比初始加氢转化步骤中的条件更严苛，特别是通过使用更高的反应温度，其保持在300℃-550℃、优选350℃-500℃、更优选370℃-450℃的范围内，或者通过减少引入反应器的氢气的量，其保持在50-5000Nm3/m3液体原料、优选100-2000Nm3/m3、甚至更优选200-1000Nm3/m3的范围内。其他压力和HSV参数在与初始加氢转化步骤所述的那些相同的范围内。
在另外的加氢转化步骤的一个或多个反应器中使用的催化剂可以与在初始加氢转化步骤的一个或多个反应器中使用的催化剂相同，或者也可以是更适于含有DAO的渣油馏分的加氢转化的催化剂。在这种情况下，催化剂可以包含具有一定孔隙率的载体或包含适于含有DAO馏分的原料的加氢转化的金属含量。
关于用过的催化剂的可能替换而言，在另外的加氢转化步骤的一个或多个反应器中应用的催化剂的替换度可以与在初始加氢转化步骤的一个或多个反应器中使用的催化剂的替换度相同，或者可以更适合于含有DAO的渣油馏分的加氢转化。在这种情况下，适合于含有DAO馏分的原料的加氢转化的催化剂的替换度可能会更低。
可以各自在两个相继的另外的加氢转化步骤Ai之间进行的其他中间分离步骤(bj)也以与针对中间分离步骤(b1)所述的方式相似的方式进行，因此这些步骤(bj)的描述在此不再重复。
在一个优选的实施方案中，根据本发明的方法总是包括在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间的中间分离步骤(bj)。根据一个替代的实施方案，将由另外的加氢转化步骤(ai)产生的流出物直接送至步骤(ai)之后的另一个另外的加氢转化步骤(ai+1)。
根据一个优选的实施方案，所述方法包括单个另外的加氢转化步骤(a2)和中间分离步骤(b1)。特别参考附图，这属于其中n等于2、并且i取2的唯一值、j取1的唯一值的情况。
根据本发明，通过将由下文详细描述的脱沥青步骤(d)产生的DAO的至少一部分、和/或由也在下文详细描述的第二分馏步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分送至另外的加氢转化步骤(ai)和/或中间分离步骤(bj)来使其再循环。因此，根据本发明的方法排除了将DAO或DAO的重质馏分再循环到初始加氢转化步骤中。
然后可以在另外的加氢转化段Ai中将如此循环的DAO或DAO的重质馏分与产生自初始加氢转化步骤(a1)或另外的加氢转化步骤(ai)的流出物的至少一部分一起共处理，或更优选地，与由中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的至少一部分一起共处理。
除了接收由初始加氢转化步骤或由先前的另外的加氢转化步骤(ai-1)产生的流出物、或优选除了接收由中间分离步骤( bj)产生的重质馏分之外，每个另外的加氢转化段Ai还可以接收以下流出物中的至少一种：
-送至初始加氢转化步骤的重质烃原料的一部分(旁路)；
-一种或多种外部烃原料，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油或减压渣油；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个后续中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的一部分；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个后续中间分离步骤(bj)产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部；
-一个或多个后续另外的加氢转化步骤(ai+1)的流出物的一部分；
-由根据本发明的方法的第一分馏步骤(c)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分和/或一种或多种轻质馏分的一部分；
-在脱沥青步骤(d)的脱沥青器D中产生的DAO的一部分或全部；
-在根据本发明的方法的第二分馏步骤(e)中产生的DAO的重质馏分的一部分或全部；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部；
-在脱沥青步骤(d)的脱沥青器D中产生的残余沥青的一部分或全部。
除了接收由初始加氢转化步骤(a1)或先前的另外的加氢转化步骤(ai-1)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部之外，每个中间分离段Bj还可以接收以下流出物中的至少一种：
-送至加氢转化步骤的重质烃原料的一部分(旁路)；
-一种或多种外部烃原料，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油、减压渣油；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个后续中间分离步骤Bj产生的重质馏分的一部分；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个后续中间分离步骤(bj)产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部；
-一个或多个后续另外的加氢转化步骤(ai)的液体流出物的一部分；
-由第一分馏步骤(c)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分和/或一种或多种轻质馏分的一部分；
-在脱沥青步骤(d)的脱沥青器D中产生的DAO的一部分或全部；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的重质馏分的一部分或全部；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部。
在这种情况下，可以将另外的流出物送至中间分离段Bj的入口，或者中间分离段Bj的两个不同设备之间，例如在闪蒸罐、汽提塔和/或蒸馏塔之间。
第一分馏步骤(c)
然后，由最后一个另外的加氢转化步骤(an)产生的经加氢转化的液体流出物至少部分地经历在第一分馏段C中的分馏步骤(c)。
该第一分馏步骤(c)将由步骤(an)产生的流出物的一部分或全部分离成若干种馏分，包括至少一种主要在高于350℃、优选高于500℃、且优选高于540℃的温度下沸腾的重质液体馏分。所述重质液体馏分包含在高于540℃的温度下沸腾的馏分，称为减压渣油(其是未转化馏分)。它可以包含一部分的在250℃-375℃下沸腾的柴油馏分和在375℃-540℃下沸腾的馏分(称为减压馏出物)。
因此，该第一分馏步骤产生至少两种馏分，包括如上所述的重质液体馏分，其他的一种或多种馏分为一种或多种轻质和中间馏分。
第一分馏段C包括本领域技术人员已知的任何分离设备。
因此，第一分馏段C可包括以下分离设备的一项或多项：一个或多个串联布置的闪蒸罐、优选一组至少两个相继的闪蒸罐、一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔。
根据一个实施方案，该第一分馏步骤(c)通过一组至少两个相继的闪蒸罐进行。
根据另一个实施方案，该第一分馏步骤(c)通过一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔进行。
根据另一个优选的实施方案，该第一分馏步骤(c)通过常压蒸馏塔进行，并且更优选地通过常压蒸馏塔和接收常压渣油的减压塔进行。
根据最优选的实施方案，该第一分馏步骤(c)通过一个或多个闪蒸罐、常压蒸馏塔和接收常压渣油的减压塔进行。这样的配置可以减小下游的脱沥青器的尺寸，从而最小化投资成本和操作成本。
除了接收由最后一个另外的加氢转化步骤(an)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部之外，第一分馏段C还可接收以下流出物中的至少一种：
-送至加氢转化步骤的重质烃原料的一部分(旁路)；
-一种或多种外部烃原料，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油、减压渣油；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个中间分离步骤Bj产生的重质馏分的一部分；
-一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的液体流出物的一部分；
-由第一分馏步骤(c)产生的一种或多种中间馏分的一部分；
-在脱沥青步骤(d)的脱沥青器D中产生的DAO的一部分；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的重质馏分的一部分；
-在第二分馏步骤(e)中产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部。
在这种情况下，可以将另外的流出物送至中间分离段的入口，或者中间分离段的两个不同设备之间，例如在闪蒸罐、汽提塔和/或蒸馏塔之间。
脱沥青步骤(d)
然后，根据本发明的方法，在脱沥青器D中，采用至少一种烃溶剂，对由第一分馏步骤(c)产生的重质馏分部分地或全部进行脱沥青步骤(d)，以萃取DAO和残余沥青。
脱沥青器D还可接收以下流出物中的至少一种：
-送至加氢转化步骤的重质烃原料的一部分(旁路)；
-一种或多种外部烃原料，优选来自所述方法外部的烃馏分，例如常压馏出物、减压馏出物、常压渣油、减压渣油；
-由在两个相继的另外的加氢转化步骤(ai)之间进行的一个或多个中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的一部分(图1中未示出)；
-初始加氢转化步骤(a1)或一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的液体流出物的一部分(图1中未示出)。
借助溶剂的脱沥青步骤(d)(或SDA，溶剂脱沥青)在本领域技术人员众所周知的条件下进行。因此可以参考Billon等人的文章(1994年出版，Revue de l'Institut Françaisdu Pétrole第49卷第5期，第495页-507页)，参考J F Le Page、SG Chatila和M Davidson的书“Raffinage et conversion des produits lourds du pétrole”[Refining andconversion of heavy petroleum products](Edition Technip，第17-32页)或参考专利US 4 239 616、US 4 354 922、US 4 354 928、US 4 440 633、US 4 536 283和US 4 715946。
脱沥青可以在一个或多个混合器-沉降器中或在一个或多个萃取塔中进行。因此，脱沥青器D包括至少一个混合器-沉降器或至少一个萃取塔。
脱沥青是通常采用至少一种烃溶剂在60℃-250℃的平均温度下进行的液-液萃取。用于脱沥青的溶剂是具有低沸点的溶剂，优选为链烷烃溶剂，并且优选为比丙烷重质的溶剂，并且优选包含3-7个碳原子。优选的溶剂包括丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷、新戊烷、己烷、异己烷、C6烃、庚烷、C7烃、或多或少非极性的轻质石油，以及由上述溶剂获得的混合物。优选地，所述溶剂是丁烷、戊烷或己烷，以及它们的混合物。任选地将至少一种添加剂加入到到一种或多种溶剂中。在文献中广泛描述了可以使用的溶剂和添加剂。引入脱沥青器D中的溶剂/原料比(体积/体积)通常为3/1至16/1，优选为4/1至8/1。还可以并且有利地根据opticritical方法进行溶剂的回收，即通过在分离段中在超临界条件下使用溶剂。该方法特别可以显著地提高所述方法的整体经济性。
在本发明的上下文范围内，优选实施使用至少一个萃取塔并且优选仅使用一个萃取塔的技术(例如，SolvahlTM工艺)。有利地，例如在具有单个萃取塔的SolvahlTM工艺中，引入脱沥青器D中的溶剂/原料比(体积/体积)低，通常为4/1至8/1，甚至为4/1至6/ 1。
根据一个优选的实施方案，在萃取塔中、在60℃-250℃的温度下、采用至少一种含有3-7个碳原子的烃溶剂和4/1至6/1的溶剂/原料比(体积/体积)进行脱沥青。
脱沥青器D产生几乎不含C7沥青质的DAO和大部分的渣油杂质被浓缩在其中的残余沥青，所述残余沥青被排出。
DAO收率通常为40重量％-95重量％，这取决于操作条件和所使用的溶剂，并且取决于送至脱沥青器D的原料，特别是由第一分馏步骤(c)产生的重质液体馏分的品质。
下表1给出了随溶剂而变化的脱沥青的典型操作条件的范围：
溶剂 丙烷 丁烷 戊烷 己烷 庚烷
压力，MPa 3-5 3-4 2-4 2-4 2-4
温度，℃ 45-110 80-160 140-210 150-230 160-280
溶剂/原料比，体积/体积 6-10 5-8 3-6 3-6 3-6
表1。
脱沥青的条件适合于待萃取的DAO的品质以及进入脱沥青器D的原料。
这些条件使硫的含量、康拉逊残炭的含量和C7沥青质的含量显著降低。
有利地，以C7不溶物计，获得的DAO具有通常小于2重量％、优选小于0.5重量％、优选小于0.05重量％的C7沥青质的含量。
根据本发明，将由此产生的DAO送至根据本发明的方法的第二分馏步骤(e)，或者至少部分地再循环到一个或多个中间分离步骤(bj)中和/或直接再循环到一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的入口中，更优选再循环到最后一个另外的加氢转化步骤(an)的入口中。
任选的第二分馏步骤(e)
可以在第二分馏段E中对由脱沥青步骤(d)产生的DAO至少部分地进行第二分馏，以产生至少两种馏分。
优选地，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部送至该第二分馏步骤(e)。
第二分馏段E包括本领域技术人员已知的任何分离设备。
因此，第二分馏段E可包括以下分离设备的一项或多项：一个或多个串联布置的闪蒸罐、优选一组至少两个相继的闪蒸罐、一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔。
根据一个实施方案，该第二分馏步骤(e)通过一组至少两个相继的闪蒸罐进行。
根据另一个实施方案，该第二分馏步骤(e)通过一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔进行。
根据另一个优选的实施方案，该第二分馏步骤(e)采用常压蒸馏塔进行，更优选采用常压蒸馏塔和接收常压渣油的减压塔进行。
根据另一个优选的实施方案，该第二分馏步骤(e)采用一个或多个闪蒸罐、常压蒸馏塔和接收常压渣油的减压塔进行。
根据另一个优选的实施方案，该第二分馏步骤(e)采用减压塔进行。
分馏段E的设备的选择优选取决于第一分馏段C的设备的选择以及引入脱沥青器D中的原料。
根据本发明的方法，然后将在第二分馏段E中如此产生的DAO的重质馏分至少部分地再循环到一个或多个中间分离步骤中和/或直接再循环到一个或多个另外的加氢转化步骤(ai)的入口中，更优选再循环到最后一个另外的加氢转化步骤(an)的入口中。
根据一个优选的实施方案，由根据本发明的方法的第一分馏段C产生的重质馏分是从常压蒸馏塔释放的常压渣油。没有减压蒸馏塔可以避免沉积物的浓缩和减压蒸馏塔的快速结垢。然后将如此产生的常压渣油送至脱沥青器D，以进行脱沥青步骤(d)，从而产生残余沥青和DAO，该DAO几乎不含C7沥青质和沉积物，但包含减压馏出物馏分和减压渣油馏分。然后可以将如此获得的该DAO送至根据本发明的方法的第二分馏段E，该第二分馏段E由减压蒸馏塔组成，其目的是将DAO分离成DAO的至少一种轻质馏分(其沸点主要低于500℃)和DAO的至少一种重质馏分(其沸点主要高于500℃)。由于在脱沥青器D中生产的DAO不含沉积物，并且实际上也不再包含任何C7沥青质，因此减压蒸馏塔只会非常缓慢地结垢，从而避免了频繁的停机和关闭来清洁减压蒸馏塔。然后，有利地将如此产生的DAO的重质馏分至少部分地再循环到最后一个另外的加氢转化步骤(an)的入口中。
因此，根据本发明的方法改善了在加氢转化过程中处理的液体流出物的稳定性，更特别是在接收DAO的至少一部分和/或DAO的重质馏分的至少一部分的另外的加氢转化步骤的过程中处理的液体流出物的稳定性，同时显著地增加了重质烃原料的转化率。
将DAO或DAO的重质馏分再循环的步骤(f)
根据本发明的方法包括将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(ai)中和/或中间分离步骤(bj)中。
上文已经结合脱沥青步骤(d)和第二分馏步骤(e)描述了这种再循环。
将由步骤(e)产生的其他流出物再循环的步骤(r1至r7)
根据本发明的方法可以包括其他再循环，再循环的流出物可以来自第二分馏步骤(e)、脱沥青步骤(d)、另外的加氢转化步骤(ai)、或中间分离步骤(bj)。
根据一个实施方案，所述方法包括将由步骤(e)产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部再循环(r1)到初始加氢转化段A1中和/或至少一个另外的加氢转化段Ai中和/或至少一个中间分离段Bj中和/或第一分馏段C中。
根据一个实施方案，所述方法包括将由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的一部分再循环(r2)到第一分馏段C中。
根据一个实施方案，所述方法包括将由步骤(d)产生的DAO的一部分再循环(r3)到第一分馏段C中。
根据一个实施方案，所述方法包括将由步骤(d)产生的残余沥青的一部分或全部再循环(r4)到初始加氢转化段A1中和/或至少一个另外的加氢转化段Ai中。优选地，将残余沥青再循环到与接收DAO或DAO的重质馏分的加氢转化段不同的加氢转化段中。
根据一个实施方案，所述方法包括将来自给定的另外的加氢转化段Ai的经加氢转化的液体流出物的一部分再循环(r5)到：
-初始加氢转化段A1中，和/或
-位于所述给定段Ai上游的另一个另外的加氢转化段Ai中，和/或
-位于所述给定段Ai上游的中间分离段Bj中。
根据一个实施方案，所述方法包括将由给定的中间段Bj产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r6)到：
-初始加氢转化段A1中，和/或
-位于所述给定中间段Bj上游的另外的加氢转化段Ai中，和/或
-位于所述给定段Bj上游的另一个中间分离段Bj中。
根据一个实施方案，所述方法包括将由第一分馏段C产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r7)到：
-初始加氢转化段A1中，和/或
-另外的加氢转化段Ai中，和/或
-中间分离段Bj中。
参考相应的附图描述以下实施方案。
图1示意性地示出了根据本发明的方法的总体情况，包括与各种实施方案相对应的各种选择。
根据图1图示说明的方法，将重质烃原料1经由管道送入由一个或多个三相反应器构成的初始加氢转化段A1中，所述反应器可以串联和/或并联。这些加氢转化反应器尤其可以是固定床、移动床、沸腾床和/或混合床类型的反应器，这取决于待处理的原料，并且优选是采用沸腾床操作的反应器。
在A1段中实施的初始加氢转化步骤代表重质烃原料1的加氢转化的第一步骤，并且可包括对一种或多种外部原料2和/或由所述方法的其他步骤产生的一种或多种再循环流出物进行共处理。
可以注入到A1段中的各种再循环流出物如下：
-由一个或多个另外的加氢转化段Ai产生的总流出物(6、10)的一部分；
-由一个或多个中间分离段Bj产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部(图1中未示出)；
-由一个或多个中间分离段Bj产生的重质馏分的一部分；
-由第一分馏段C产生的一种或多种中间馏分12的一部分或全部；
-由第一分馏段C产生的重质馏分13的一部分；
-由脱沥青器D产生的残余沥青14的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的轻质馏分16的一部分或全部。
由初始加氢转化段A1产生的液体流出物3可直接经由管道送至另外的加氢转化段A2，或送至中间分离段B1。该管道可能排出该流出物3的一部分，并因此将由A1产生的液体流出物的全部或仅一部分送至中间分离段B1。
B1段表示其中实施中间分离步骤(b1)的第一中间分离段。其接收来自先前加氢转化步骤A1的液体流出物的一部分或全部，任选地注入重质烃原料1和/或注入一种或多种外部原料2和/或注入一种或多种再循环流出物。可以注入到B1段中的各种再循环流出物如下：
-由一个或多个另外的加氢转化段Ai产生的总流出物(6、10)的一部分；
-由一个或多个中间分离段Bj产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部(图1中未示出)；
-由下游的一个或多个中间分离段Bj产生的重质馏分9的一部分；
-由第一分馏段C产生的一种或多种中间馏分12的一部分或全部；
-由第一分馏段C产生的重质馏分13的一部分；
-由脱沥青器D产生的DAO 15的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的轻质馏分16的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的重质馏分17的一部分或全部。
然后将由第一中间分离段B1产生的重质馏分5经由管道至少部分地送至另外的加氢转化段A2，同时将由B1段产生的轻质馏分4经由另一管道排出。可以实施重质馏分5的排出。将重质馏分5的一部分或全部送至另外的加氢转化段A2。也可以将流出物5的一部分再循环到初始加氢转化段A1中。
A2段代表其中实施另外的加氢转化步骤(a2)的第二加氢转化段。所述A2段由一个或多个三相反应器构成，所述反应器可以串联和/或并联。这些加氢转化反应器尤其可以是固定床、移动床、沸腾床和/或混合床类型的反应器，这取决于待处理的原料，并且优选是采用沸腾床操作的反应器。
A2段可接收由初始加氢转化段A1产生的液体流出物的一部分或全部和/或由第一中间分离段B1产生的重质馏分的至少一部分。该A2段还可以接受重质烃原料1的一部分和/或一种或多种另外的原料2和/或一种或多种再循环流出物以进行共处理。可以注入到A2段中的各种再循环流出物是：
-来自下游的一个或多个另外的加氢转化段Ai的总流出物10的一部分；
-由下游的一个或多个中间分离段Bj产生的一种或多种中间馏分的一部分或全部(图1中未示出)；
-由下游的一个或多个中间分离段Bj产生的重质馏分9的一部分；
-由第一分馏段C产生的一种或多种中间馏分12的一部分或全部；
-由第一分馏段C产生的重质馏分13的一部分；
-由脱沥青器D产生的DAO 15的一部分或全部；
-由脱沥青器D产生的残余沥青14的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的轻质馏分16的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的重质馏分17的一部分或全部。
由第二加氢转化段A2产生的液体流出物6可以经由管道被送至第三加氢转化段或第二中间分离段，该管道可能排出所述流出液的一部分，因此可以将由段A2产生的所述流出物的全部或仅一部分送至第二中间分离段B2(未示出)，并且还将所述流出物的一部分再循环到A2段上游的一个或多个加氢转化段中或位于A1段和A2段之间的中间分离段B1中。
因此，根据本发明的方法可以包括n个加氢转化步骤和(n-1)个中间分离步骤。
Bj=n-1段表示最后一个中间分离段。它接收来自先前的加氢转化步骤Ai=n-1的液体流出物7的一部分或全部，其中任选地注入重质烃原料1和/或注入一种或多种外部原料2和/或注入一种或多种再循环流出物。可以注入到Bj = n-1段中的各种再循环流出物是：
-来自最后一个加氢转化段An的流出物10的一部分；
-由第一分馏段C产生的一种或多种中间馏分(12)的一部分或全部；
-由第一分馏段C产生的重质馏分的一部分；
-由脱沥青器D产生的DAO 15的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO 的轻质馏分16的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的重质馏分17的一部分或全部。
An段表示其中实施另外的加氢转化步骤(an)的最后一个加氢转化段。An段由一个或多个三相反应器构成，所述反应器可以串联和/或并联。这些加氢转化反应器尤其可以是固定床、移动床、沸腾床和/或混合床类型的反应器，这取决于待处理的原料，并且优选是采用沸腾床操作的反应器。
An段可接收来自先前的加氢转化步骤An-1的流出物的一部分或全部和/或来自先前的中间分离段Bj＝n-1的重质馏分的一部分或全部。该An段还可以接收重质烃原料1的一部分和/或一种或多种外部原料2和/或一种或多种再循环流出物以进行共处理。可以注入到An段中的各种再循环流出物是：
-由第一分馏段C产生的一种或多种中间馏分12的一部分或全部；
-由第一分馏段C产生的的重质馏分13的一部分；
-由脱沥青器D产生的残余沥青14的一部分或全部；
-由脱沥青器D产生的DAO 15的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO 的轻质馏分16的一部分或全部；
-由第二分馏段E产生的DAO的重质馏分17的一部分或全部。
C段代表第一分馏段，在该第一分馏段中，将由最后一个加氢转化段An产生的经加氢转化的液体流出物10的全部或至少一部分经由管道输送，从而被分馏成若干种馏分。举例来说，图1表示三种馏分，轻质馏分11(其离开根据本发明的方法并且任选地送至后处理)、中间馏分12和重质馏分13。可以将最后两种馏分部分或全部送至其他方法和/或再循环到根据本发明的方法的一个或多个加氢转化步骤中和/或再循环到根据本发明的方法的一个或多个中间分离段中。
第一分馏段C也可以在入口处或在组成C段的两个不同设备之间接收重质烃原料1的一部分和/或外部原料2和/或以下再循环流出物中的一种：
-由一个或多个中间分离步骤Bj产生的重质馏分的一部分(图1中未示出)；
-一个或多个加氢转化步骤(a1和ai)的液体流出物的一部分(图1中未示出)；
-在脱沥青器D中产生的DAO 15的一部分；
-在第二分馏段E中产生的DAO的重质馏分17的一部分；
-在第二分馏段E中产生的DAO的轻质馏分16的一部分或全部。
D段代表实施脱沥青步骤(d)(DAS)的脱沥青器，其中从由第一分馏段C获得的重质馏分13中至少部分地萃取DAO 15和残余沥青14。脱沥青器D还可以接收重质烃原料1的一部分和/或另外的原料2和/或以下再循环流出物之一：
-由一个或多个中间分离段B产生的重质馏分的一部分(图1中未示出)；
-由初始加氢转化段A1或一个或多个另外的加氢转化段Ai产生的液体流出物的一部分(图1中未示出)。
可将脱沥青器D中产生的DAO部分地或全部送至第二分馏段E，或部分地或全部再循环到一个或多个另外的加氢转化段Ai和/或一个或多个中间分离段Bj中。
E段代表根据本发明的方法的第二分馏段，其中实施将DAO的全部或至少一部分分馏成至少两种馏分的步骤(e)。举例来说，图1图示说明的方法示出了两种馏分，即轻质馏分16(其可以离开根据本发明的方法和/或如上所述被再循环到该方法的各个段中)和重质馏分17。然后可以将后者部分地或全部再循环到一个或多个另外的加氢转化段Ai中和/或再循环到一个或多个中间分离段Bj中。
可以将轻质馏分16例如部分地或全部用于生产重质燃料油，例如船用燃料油。也可以将轻质馏分16部分地或全部送至采用选自固定床加氢裂化、流化床催化裂化和沸腾床加氢转化的方法操作的转化步骤，这些方法可以包括预先加氢处理。
根据一个优选的实施方案，在氢气的存在下、在5MPa-35MPa的绝压下、在有利地为300℃-500℃的温度下、在0.1h-1至5h-1的HSV和100Nm3/m3-1000Nm3/m3(标准立方米(Nm3)/立方米(m3)液体原料)的氢气量下、并且在含有至少一种第VIII族非贵金属元素和至少一种第VIB族元素且包含含有至少一种沸石的载体的催化剂的存在下对脱沥青馏分DAO的轻质馏分16的一部分或全部进行固定床加氢裂化。
根据另一个优选的实施方案，在催化剂的存在下对脱沥青馏分DAO的轻质馏分16的一部分或全部进行流化催化裂化FCC，所述催化剂优选不含金属但包含氧化铝、二氧化硅、二氧化硅/氧化铝且优选包含至少一种沸石。
根据另一个优选的实施方案，在氢气的存在下、在2MPa-35MPa的绝压下、在300℃-550℃的温度下、在50Nm3/m3-5000Nm3/m3(标准立方米(Nm3)/立方米(m3)液体原料)的氢气量下、在0.1h-1至10h-1的HSV下、并且在含有载体和至少一种选自镍和钴的第VIII族金属和至少一种选自钼和钨的第VIB族金属的催化剂的存在下对脱沥青馏分DAO的轻质馏分16的一部分或全部进行沸腾床加氢转化。
图1中的虚线回路18表示在各种加氢转化步骤之间催化剂的许多可能的交换，以及新鲜催化剂和用过的催化剂的排出和添加。
图2至图5图示说明了图1的总体流程图的四个优选实施方案，其中越来越多地限制了设备的数量并因此限制了投资成本。
图2以一个优选的实施方案图示说明了本发明，该实施方案包括将DAO的重质馏分再循环到最后一个加氢转化步骤的入口中。
根据该实施方案，所述方法包括以下相继步骤：初始加氢转化步骤(a1)、中间分离步骤(b1)、作为唯一的另外的加氢转化步骤的第二加氢转化步骤(a2)、第一分馏步骤(c)、脱沥青步骤(d)和第二分馏步骤(e)。
经由管道将重质烃原料1送至具有高氢气19压力的初始加氢转化段A1。所述A1段与结合图1描述的初始加氢转化段相同。
由A1段产生的液体流出物3在中间分离段B1中被分离。在分离段B1中，通常选择条件以获得两种液体馏分，即轻质馏分4和重质馏分5。该段可以包括本领域技术人员已知的任何分离设备，并且优选不包括常压蒸馏塔，也不包括减压蒸馏塔，而是包括蒸汽汽提塔或氢气汽提塔，更优选由一组闪蒸罐组成，甚至更优选由单个闪蒸罐组成。
然后，将离开中间分离段B1的重质液体馏分5经由管道送至具有高氢气20压力的第二加氢转化段A2。所述A2段符合对图1中的初始加氢转化段A1的描述。
将在该第二加氢转化步骤结束时获得的经加氢转化的液体流出物6在第一分馏段C中分离。在C段中，选择条件以获得至少两种液体馏分，即轻质馏分11和重质馏分13。该段优选包括一组闪蒸罐和常压蒸馏塔。
然后将重质馏分13经由管道送至脱沥青器D，以获得DAO 15和残余沥青14，将DAO15经由管道送至第二分馏段E，将残余沥青14经由另一管道排出。
然后在第二分馏段E中分离DAO馏分，在该第二分馏段E中选择条件以获得至少两种液体馏分，即DAO的轻质馏分16和DAO的重质馏分17。E段优选包括一组闪蒸罐和减压蒸馏塔。
然后如图所示将DAO的重质馏分17部分地或全部与由中间分离段B1产生的重质液体馏分5混合，然后将混合物送至第二加氢转化段A2。
图3以另一个实施方案图示说明了本发明，该实施方案包括将DAO再循环到中间分离段中。
根据该实施方案，该方法包括以下相继步骤：初始加氢转化步骤(a1)、中间分离步骤(b1)、作为唯一的另外的加氢转化步骤的第二加氢转化步骤(a2)、第一分馏步骤(c)和脱沥青步骤(d)。不存在第二分馏步骤(e)。
将重质烃原料1经由管道送至具有高氢气19压力的初始加氢转化段A1。所述A1段与结合图1所述的初始加氢转化段相同。
在中间分离段B1中将由A1段获得的液体流出物3和由脱沥青器D获得的再循环DAO15分离。在中间分离段B1中，选择条件以获得两种液体馏分，即轻质馏分4和重质馏分5。B1段可以包括本领域技术人员已知的任何分离设备，并且优选不包括常压蒸馏塔，也不包括减压蒸馏塔，而是包括蒸汽汽提塔或氢气汽提塔，更优选由一组闪蒸罐组成，甚至更优选由单个闪蒸罐组成。
然后，将离开中间分离段B1的重质液体馏分5送至具有高氢气20压力的第二加氢转化段A2。所述A2段符合对图1中的初始加氢转化段A1的描述。
在第一分馏段C中将在该第二加氢转化步骤结束时获得的经加氢转化的液体流出物6分离。在该C段中，选择条件以获得至少两种液体馏分，即轻质馏分11和重质馏分13。该段优选包括一组闪蒸罐和常压蒸馏塔。
然后将重质馏分13经由管道送至脱沥青器D，以获得DAO和残余沥青14，将DAO再循环到中间分离段B1中，并将残余沥青14经由另一条管道排出。
然后如图所示将DAO部分地或全部与由初始加氢转化段A1产生的液体流出物3混合，然后将混合物送至中间分离段B1。
图4以另一个优选的实施方案图示说明了本发明，该实施方案包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤的入口中。
根据该实施方案，所述方法包括以下相继步骤：初始加氢转化步骤(a1)、中间分离步骤(b1)、作为唯一的另外的加氢转化步骤的第二加氢转化步骤(a2)、第一分馏步骤(c)和脱沥青步骤(d)。不存在第二分馏步骤(e)。
将重质烃原料1经由管道送至具有高氢气19压力的初始加氢转化段A1。所述A1段与结合图1所述的初始加氢转化段相同。
在中间分离段B1中将由A1段产生的液体流出物3分离。在分离段B1中，选择条件以获得两种液体馏分，即轻质馏分4和重质馏分5。该段可以包括本领域技术人员已知的任何分离设备，并且优选不包括常压蒸馏塔，也不包括减压蒸馏塔，而是包括蒸汽汽提塔或氢气汽提塔，更优选由一组闪蒸罐组成，甚至更优选由单个闪蒸罐组成。
然后，将离开中间分离段B1的重质液体馏分5经由管道送至具有高氢气20压力的第二加氢转化步骤A2。所述A2段符合对图1中的初始加氢转化段A1的描述。
在第一分馏段C中将在该第二加氢转化步骤结束时获得的经加氢转化的液体流出物6分离。在C段中，选择条件以获得至少两种液体馏分，即轻质馏分11和重质馏分13。该段优选包括一组闪蒸罐以及常压蒸馏塔和减压蒸馏塔。
然后将重质馏分13经由管道送至脱沥青器D，以获得DAO 15和残余沥青14，将DAO15经由管道再循环到第二加氢转化段A2，并将残余沥青14经由另一条管道排出。
然后如图所示将DAO部分地或全部与由中间分离段B1产生的重质液体馏分5混合，然后将混合物送至第二加氢转化段A2。
图5以另一个不包括中间分离步骤的实施方案图示说明了本发明。
根据该实施方案，所述方法包括以下相继步骤：初始加氢转化步骤(a1)、作为唯一的另外的加氢转化步骤的第二加氢转化步骤(a2)、第一分馏步骤(c)和脱沥青步骤(d)。不存在第二分馏步骤(e)。
将重质烃原料1经由管道送至具有高氢气19压力的初始加氢转化段A1。所述A1段与结合图1所述的初始加氢转化段相同。
然后将由A1段产生的液体流出物3经由管道送至具有高氢气20压力的第二加氢转化步骤A2。所述A2段符合图1中的初始加氢转化段A1的描述。
在第一分馏段C中将在该第二加氢转化步骤结束时获得的经加氢转化的液体流出物6分离。在C段中，选择条件以获得至少两种液体馏分，即轻质馏分11和重质馏分13。该段优选包括一组闪蒸罐以及常压蒸馏塔和减压蒸馏塔。
然后将重质馏分13经由管道送至脱沥青器D，以获得DAO 15和残余沥青14，将DAO15经由管道再循环到第二加氢转化段A2，将残余沥青14经由另一条管道排出。
如图所示将DAO 15部分地或全部与由初始加氢转化段A1产生的液体流出物3混合，并将混合物送至第二加氢转化段A2。
实施例
与根据现有技术的方法相比，以下实施例举例说明了根据本发明的方法的示例性实施方案(而不限制其范围)及其一些性能品质。
实施例1、实施例2和实施例6不根据本发明。实施例3、实施例4、实施例5和实施例7根据本发明。
原料
重质烃原料是源自Urals原油的减压渣油(VR)，其主要特性列于下表2。
第一加氢转化步骤的原料 (a<sub>1</sub>) / (a'<sub>1</sub>) / (a''<sub>1</sub>)
原料 Urals VR
540℃+含量 重量％ 84.7
100℃下的粘度 cSt 880
密度 1.0090
康拉逊残炭 重量％ 17.0
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 5.5
镍+钒 重量ppm 254
氮 重量％ 0.615
硫 重量％ 2.715
表2。
对于不同的实施例而言，这样的VR重质原料是相同的新鲜原料。
实施例1：不存在DAO的再循环的参考方法(不根据本发明)
该实施例举例说明了根据现有技术的重质烃原料的加氢转化方法，其包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤，不存在DAO的再循环。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在下将表2的新鲜原料全部送入第一加氢转化段A'1，以进行第一加氢转化步骤(a'1)，所述第一加氢转化段包括三相反应器，该反应器包含具有4重量％的NiO含量和10重量％的MoO3含量的NiMo/氧化铝加氢转化催化剂，所述百分数相对于催化剂的总重量表示。该反应器具有采用上流液体和上流气体操作的沸腾床操作。
下表3列出了第一加氢转化步骤中应用的操作条件。
第一加氢转化步骤 (a'<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表3。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。离开该第一加氢转化步骤的540℃+馏分的转化率为42.0重量％。
中间分离步骤
随后将由第一加氢转化步骤(a′1)获得的经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B′1。由此分离出轻质馏分和“重质”馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，重质馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
该重质馏分的组成列于表4。
步骤的原料 (a'<sub>2</sub>)
原料 由B'<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表4。
第二加氢转化步骤(a'2)
在氢气的存在下将其组成在表4中给出所示的重质馏分送入第二加氢转化段A'2，以进行第二加氢转化步骤(a'2)。
第二加氢转化段A'2包括三相反应器，该反应器包含具有4重量％的NiO含量和10重量％的MoO3含量的NiMo/氧化铝加氢转化催化剂，所述百分数相对于催化剂的总重量表示。该段作为具有上流液体和上流气体的沸腾床来操作。
下表5列出了第二加氢转化步骤(a'2)中应用的操作条件。
步骤 (a'<sub>2</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.54
总P MPa 15.6
温度 ℃ 425
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表5。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间进行转化的540℃+馏分的转化率为38.1重量％。
第一分馏步骤
将由加氢转化步骤(a'2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C'中实施的分馏步骤(c')，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)，减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表6中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 35.2 29.0
密度 0.9532 1.067
康拉逊残炭 重量％ 1.9 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 15.7
镍+钒 重量ppm < 4 151
氮 重量％ 0.46 0.98
硫 重量％ 0.7097 1.6887
沉积物 重量％ < 0.01 0.20
表6。
脱沥青步骤
然后有利地将由分馏段C'的蒸馏区产生的VR送至脱沥青器D'中的脱沥青步骤(d')，在该步骤中在可以获得DAO和残余沥青的脱沥青条件下、使用丁烷溶剂在萃取器中对其进行处理。
脱沥青器中应用的操作条件如下：
-总压力= 3 MPa；
-平均温度= 95℃；
-溶剂/原料比= 8 v/v。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表7中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 69.5 30.5
密度 0.9939 1.282
康拉逊残炭 重量％ 7.84 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 0.07 > 30
镍+钒 重量ppm < 4 490
氮 重量％ 0.52 2.0
硫 重量％ 1.049 3.146
表7。
整体性能品质
采用这种不根据本发明的传统方法，新鲜原料中的540℃+馏分的总转化率为64.0重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.20重量%的沉积物、150重量ppm的金属和大于30重量%的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(实际上占VR的70％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量小于8％。因此可以将该DAO馏分部分地或全部送入另一个转化步骤，例如固定床加氢裂化、固定床加氢处理、流化床催化裂化或沸腾床加氢转化。
实施例2：将DAO再循环到第一加氢转化步骤的入口中的参考方法(不根据本发明)
在该实施例2中，以以下重质烃原料的加氢转化方法对现有技术进行了举例说明，该方法包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤，其中将DAO再循环至最后一个加氢转化步骤的入口中。
第一加氢转化步骤
首先将表2的新鲜原料与由脱沥青步骤(d”)获得的DAO以等于75/25的新鲜原料/DAO体积比混合。然后在氢气的存在下将该混合物全部送入第一加氢转化段A”1，以进行第一加氢转化步骤(a”1)。所述A”1段与实施例1中描述的相同。
下表8列出了第一加氢转化段A”1中应用的操作条件。
步骤 (a''<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.80
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表8。
在新鲜原料的流量保持恒定下，与根据实施例1的第一加氢转化步骤期间的HSV相比，反应器HSV的增加是由于DAO的再循环。这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。离开该第一加氢转化步骤的540℃+馏分的单程转化率为33.4重量％。
中间分离步骤
然后将由第一加氢转化步骤(a”1)获得的经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B”1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表9列出了这种重质馏分的组成。
步骤的原料 (a''<sub>2</sub>)
原料 由B''<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9747
康拉逊残炭 重量％ 9.3
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.6
镍+钒 重量ppm 70
氮 重量％ 0.49
硫 重量％ 1.1380
表9。
第二加氢转化步骤
在氢气的存在下将其组成在表9中给出的重质馏分全部送入第二加氢转化段A''2，以进行第二加氢转化步骤(a”2)。所述A''2段与实施例1中描述的相同。
下表10列出了该第二加氢转化步骤(a”2)中应用的操作条件。
步骤 (a''<sub>2</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.72
总P MPa 15.6
温度 ℃ 425
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表10。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为33.7重量％。
第一分馏步骤
将来自加氢转化步骤(a''2)的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C''中实施的分馏步骤(c'')，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和主要在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)，减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表11中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 36.8 34.4
密度 0.9383 1.039
康拉逊残炭 重量％ 0.8 21
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 6.3
镍+钒 重量ppm < 4 74
氮 重量％ 0.38 0.66
硫 重量％ 0.4292 1.0408
沉积物 重量％ < 0.01 0.34
表11。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏段C”产生的VR送至脱沥青器D”中的脱沥青步骤(d”)，在该步骤中按实施例1所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表12中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 73.9 26.1
密度 0.9729 1.286
康拉逊残炭 重量％ 4.4 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 24
镍+钒 重量ppm < 4 281
氮 重量％ 0.33 1.6
硫 重量％ 0.6689 2.094
表12。
在脱沥青器D之后，排出26％的产生的DAO，而将其余的DAO送到第一加氢转化步骤(a''1)的上游。
整体性能品质
采用这种不根据本发明的包括将DAO再循环到第一加氢转化步骤的入口中的传统方法，加氢转化段中的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为55.9重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.34重量％的沉积物、74重量ppm的金属和21重量％的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(实际上占VR的74％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量小于5％。在不根据本发明的该方案中，将该DAO馏分的大部分(74％)再循环到加氢转化段的第一反应器的入口中。通过这种再循环，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为69.7重量％。
实施例3：根据本发明的方法，其目的是减少未转化的减压渣油的沉积物含量
在该实施例中，以以下实施方案来举例说明根据本发明的方法，该实施方案包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤，其中将DAO再循环到最后一个加氢转化反应器的入口中。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在下将表2的新鲜原料全部送入第一加氢转化段A1，以进行第一加氢转化步骤(a1)。所述A1段与实施例1中描述的相同。
下表13列出了该第一加氢转化步骤(a1)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表13。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第一加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的转化率为42重量％。
中间分离步骤
然后将经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表14列出了这种重质馏分的组成。
原料 由B<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表14。
第二加氢转化步骤
在根据本发明的方法的该实施例中，将由中间分离段B1获得的全部重质流出物与由脱沥青步骤(d)获得的DAO以75/25的重质流出物/DAO体积比混合。表15列出了这种原料的组成。
步骤的原料 (a<sub>2</sub>)
密度 0.9854
康拉逊残炭 重量％ 10.4
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.7
镍+钒 重量ppm 60
氮 重量％ 0.54
硫 重量％ 1.2186
表15。
在根据本发明的该实施例中，在氢气的存在下将该混合物全部送至第二加氢转化段A2，以进行第二加氢转化步骤(a2)。所述A2段与实施例1中描述的相同。
下表16列出了加氢转化步骤(a2)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>2</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.72
总P MPa 15.6
温度 ℃ 425
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表16。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为33.0重量％。
第一分馏段
将由加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C中实施的分馏步骤(c)，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)。该第一分馏段的减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表17中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 36.4 33.9
密度 0.9483 1.048
康拉逊残炭 重量％ 0.9 24
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 7.2
镍+钒 重量ppm < 4 63
氮 重量％ 0.44 0.75
硫 重量％ 0.6113 1.1141
沉积物 重量％ <0.01 0.07
表17。
通过与实施例1进行比较，观察到更高的加氢处理程度和更低的密度，并且硫、氮、金属、沥青质和康拉逊残炭的含量更低。此外，VR包含更少量的沉积物，因此更稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO中存在重质芳族化合物。
通过与实施例2进行比较，注意到加氢处理的程度略低，但是VR包含少得多的沉积物量。因此，这种馏分更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。与根据本发明的方法相比，在实施例2中，将DAO在第一加氢转化步骤的上游再循环，并且重质芳族化合物被进一步氢化。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏步骤得到的VR送入脱沥青器中的脱沥青步骤(d)，在该步骤中按实施例1中所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表18中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 73.5 26.5
密度 0.9832 1.282
康拉逊残炭 重量％ 4.8 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 27
镍+钒 重量ppm < 4 235
氮 重量％ 0.37 1.8
硫 重量％ 0.6976 2.269
表18。
在脱沥青器D之后，排出26％的产生的DAO，而将其余的DAO送到第二加氢转化步骤的上游。
整体性能品质
根据在包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤中的该实施例中举例说明的本发明的方法，来自加氢转化段的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为61.5重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.07重量%的沉积物、63重量ppm的金属和24重量%的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(实际上占VR的74％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量小于5％。在根据本发明的该方案中，将该DAO馏分的大部分(74％)再循环到加氢转化段的最后一个反应器的入口中。通过这种再循环，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为69.5重量％。
因此注意到，相对于实施例1，转化率更高(高5.5个转化率百分点)，并且在第一分馏步骤中离开减压蒸馏塔的VR更稳定，因为它包含更少量的沉积物(0.07重量％，而实施例1是0.20重量％)，从而限制了第一分馏段中塔的结垢。相对于实施例2，总转化率是相同的，但是渣油VR所含的沉积物为五分之一(0.07重量％，而实施例2是0.34重量％)。因此，大大减少了第一分馏段中塔的结垢，从而允许在停机以对其进行清洗之前实现更长的操作期。
实施例4：根据本发明的方法，其目的是提高540℃+馏分的总转化率
在该实施例中，以以下实施方案来举例说明根据本发明的方法，该实施方案包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤，其中将DAO再循环到最后一个加氢转化反应器的入口中。由于根据本发明的方法中的沉积物含量减少，所述方法将在更严苛的条件下操作以提高该方法的总转化率。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在下将表2的新鲜原料全部送入第一加氢转化段A1，以进行第一加氢转化步骤(a1)。所述A1段与实施例1中描述的相同。
下表19列出了该第一加氢转化步骤(a1)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表19。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第一加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的转化率为42重量％。
中间分离步骤
然后将经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表20列出了这种重质馏分的组成。
原料 由B<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表20。
第二加氢转化步骤
在根据本发明的方法的该实施例中，将由中间分离段B1获得的全部重质流出物与由脱沥青步骤(d)获得的DAO以75/25的重质流出物/DAO体积比混合。表21列出了这种原料的组成。
步骤的原料 (a<sub>2</sub>)
密度 0.9865
康拉逊残炭 重量％ 10.6
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.7
镍+钒 重量ppm 60
氮 重量％ 0.55
硫 重量％ 1.2324
表21。
在根据本发明的该实施例中，在氢气的存在下将该混合物全部送至第二加氢转化段A2，以进行第二加氢转化步骤(a2)。所述A2段与实施例1中描述的相同。
下表22列出了加氢转化步骤(a2)中应用的操作条件。相对于其他实施例，反应温度升高了5℃。
步骤 (a<sub>2</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.72
总P MPa 15.6
温度 ℃ 430
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表22。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为38.4重量％。
第一分馏段
将由加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C中实施的分馏步骤(c)，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)。该第一分馏段的减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表23中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 34.9 29.1
密度 0.9496 1.055
康拉逊残炭 重量％ 0.8 27
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 9.7
镍+钒 重量ppm < 4 61
氮 重量％ 0.45 0.80
硫 重量％ 0.6208 1.1862
沉积物 重量％ <0.01 0.19
表23。
通过与实施例1进行比较，观察到更高的加氢处理程度和更低的密度，并且硫、氮、金属、沥青质和康拉逊残炭的含量更低。尽管其严苛性更高，但VR包含相同含量的沉积物并因此保持稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。
通过与实施例2进行比较，注意到加氢处理程度非常相似，但是VR包含更少量的沉积物。因此，这种馏分更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。与根据本发明的方法相比，在实施例2中，将DAO在第一加氢转化步骤的上游再循环，并且重质芳族化合物被进一步氢化。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏步骤产生的VR送至脱沥青器中的脱沥青步骤(d)，在该步骤中按实施例1中所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表24中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 72.6 27.4
密度 0.9873 1.289
康拉逊残炭 重量％ 5.6 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 > 30
镍+钒 重量ppm < 4 220
氮 重量％ 0.39 1.9
硫 重量％ 0.7529 2.334
表24。
在脱沥青器D之后，排出17％的产生的DAO，而将其余的DAO送到最后一个加氢转化步骤的上游。
整体性能品质
根据在包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤中的在更严苛的条件下实施的该实施例中举例说明的本发明的方法，对于相同的操作条件而言，在加氢转化段中获得的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为64.6重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.19重量%的沉积物、61重量ppm的金属和27重量%的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(实际上占VR的73％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量小于6％。在根据本发明的该方案中，将该DAO馏分的大部分(83％)再循环到加氢转化段的最后一个反应器的入口中。通过这种再循环，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为73.9重量％。
因此注意到，相对于实施例1，转化率高得多(高10个转化率百分点)，而在第一分馏步骤中离开减压蒸馏塔的VR仍然保持稳定，因为它包含大约相同含量的沉积物(0.19重量％，而实施例1是0.20重量％)。相对于实施例2，转化率更高(高4个转化率百分点)，但渣油VR仍然包含少得多的沉积物量(0.19重量％，而实施例2是0.34重量％)，因此在这些更严苛的条件下保持稳定。因此，相对于不根据本发明的方案2，在根据本发明的方案中，大大减少了第一分馏段中塔的结垢，从而允许在停机以对其进行清洗之前实现更长的操作期。
实施例5：根据本发明的方法，其目的是将DAO馏分全部再循环
在该实施例中，以以下实施方案来举例说明根据本发明的方法，该实施方案包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤，其中将DAO再循环到最后一个加氢转化反应器的入口中。将DAO馏分全部再循环，以提高该方法的总转化率。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在下将表2的新鲜原料全部送入第一加氢转化段A1，以进行第一加氢转化步骤(a1)。所述A1段与实施例1中描述的相同。
下表25列出了该第一加氢转化步骤(a1)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表25。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第一加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的转化率为42重量％。
中间分离步骤
然后将经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表26列出了这种重质馏分的组成。
原料 由B<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表26。
第二加氢转化步骤
在根据本发明的方法的该实施例中，将由中间分离段B1获得的全部重质流出物与由脱沥青步骤(d)获得的全部DAO混合。表27列出了这种原料的组成。
步骤的原料 (a<sub>2</sub>)
密度 0.9857
康拉逊残炭 重量％ 9.8
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.2
镍+钒 重量ppm 52
氮 重量％ 0.52
硫 重量％ 1.1591
表27。
在根据本发明的该实施例中，在氢气的存在下将该混合物全部送至第二加氢转化段A2，以进行第二加氢转化步骤(a2)。所述A2段与实施例1中描述的相同。
下表28列出了加氢转化步骤(a2)中应用的操作条件。由于DAO馏分全部再循环，因此HSV反应器更高。
步骤 (a<sub>2</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.81
总P MPa 15.6
温度 ℃ 430
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表28。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为36.2重量％。
第一分馏段
将由加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C中实施的分馏步骤(c)，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)。该第一分馏段的减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表29中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 35.6 31.8
密度 0.9492 1.051
康拉逊残炭 重量％ 0.8 25
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 8.3
镍+钒 重量ppm < 4 66
氮 重量％ 0.43 0.77
硫 重量％ 0.5787 1.1506
沉积物 重量％ <0.01 0.25
表29。
通过与实施例1进行比较，观察到更高的加氢处理程度和更低的密度，并且硫、氮、金属、沥青质和康拉逊残炭的含量更低。尽管其严苛性更高，但VR包含相似含量的沉积物(相对于实施例1中的0.20重量％，该实施例为0.25重量％)并因此保持稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO中存在重质芳族化合物。
通过与实施例2进行比较，注意到加氢处理的程度非常相似，但是VR包含更少量的沉积物。因此，这种馏分更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。与根据本发明的方法相比，在实施例2中，将DAO在第一加氢转化步骤的上游再循环，并且重质芳族化合物被进一步氢化。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏步骤产生的VR送至脱沥青器中的脱沥青步骤(d)，在该步骤中按实施例1中所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表30中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 73.3 26.7
密度 0.9851 1.287
康拉逊残炭 重量％ 5.2 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 > 30
镍+钒 重量ppm < 4 244
氮 重量％ 0.38 1.8
硫 重量％ 0.7249 2.319
表30。
在脱沥青器D之后，将DAO馏分全部送至最后一个加氢转化步骤的上游。
整体性能品质
根据在包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤中的在更严苛的条件下实施的该实施例中举例说明的本发明的方法，对于相同的操作条件而言，在加氢转化段中获得的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为64.6重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.25重量%的沉积物、66重量ppm的金属和25重量%的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(占VR的73.3％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量仅为5.2重量％。在根据本发明的该方案中，将该DAO馏分全部再循环到加氢转化段的最后一个反应器的入口中。通过将DAO馏分全部再循环，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为76.1重量％。
因此注意到，相对于实施例1，转化率高得多(高12个转化率百分点)，而在第一分馏步骤中离开减压蒸馏塔的VR仍然保持稳定，因为它包含大约相同含量的沉积物(0.25重量％，实施例1是0.20重量％)。相对于实施例2，转化率更高(高6个转化率百分点)，但是渣油VR包含更少量的沉积物(0.25重量％，而实施例2是0.34重量％)，因此在这些更严苛的条件下仍然保持相对稳定。因此，相对于不根据本发明的方案2，在根据本发明的方案中，大大减少了第一分馏段中塔的结垢，从而允许在停机以对其进行清洗之前实现更长的操作期。
实施例6：根据本发明的方法，其目的是减少未转化的减压渣油的沉积物含量
在该实施例中，以以下实施方案来举例说明根据本发明的方法，该实施方案包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤和分馏步骤，其中将重质DAO再循环到最后一个加氢转化反应器的入口中，并在FCC单元中转化轻质DAO。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在将表2的新鲜原料全部送至第一加氢转化段A1，以进行第一加氢转化步骤(a1)。所述A1段与实施例1中描述的相同。
下表31列出了该第一加氢转化步骤(a1)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表31。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第一加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的转化率为42重量％。
中间分离步骤
然后将经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表32列出了这种重质馏分的组成。
原料 由B<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表32。
第二加氢转化步骤
在根据本发明的方法的该实施例中，将由中间分离段B1获得的全部重质流出物与由第二分馏段(e)获得的重质DAO以75/25的重质流出物/DAO体积比混合。表33列出了这种原料的组成。
步骤的原料 (a<sub>2</sub>)
密度 1.0005
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.6
镍+钒 重量ppm 59
氮 重量％ 0.57
硫 重量％ 1.2706
表33。
在根据本发明的该实施例中，在氢气的存在下将该混合物全部送至第二加氢转化段A2，以进行第二加氢转化步骤(a2)。所述A2段与实施例1中描述的相同。
下表34中列出了加氢转化步骤(a2)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.72
总P MPa 15.6
温度 ℃ 425
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表34。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为32.0重量％。
第一分馏段
将由加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C中实施的分馏步骤(c)，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)。该第一分馏段的减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表35中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 31.5 39.2
密度 0.9543 1.058
康拉逊残炭 重量％ 1.0 28
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 7.5
镍+钒 重量ppm < 4 67
氮 重量％ 0.46 0.78
硫 重量％ 0.6425 1.1496
沉积物 重量％ <0.01 0.12
表35。
通过与实施例1进行比较，观察到更高的加氢处理程度和更低的密度，并且硫、氮、金属、沥青质和康拉逊残炭的含量更低。此外，VR包含更少量的沉积物并因此更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO中存在重质芳族化合物。
通过与实施例2进行比较，注意到加氢处理的程度更低，但是VR包含少得多的沉积物量。因此，这种馏分更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。与根据本发明的方法相比，在实施例2中，将DAO全部在第一加氢转化步骤的上游再循环，并且重质芳族化合物被进一步氢化。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏步骤产生的VR送至脱沥青器中的脱沥青步骤(d)，在该步骤中按实施例1中所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表36中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 71.9 28.1
密度 0.9897 1.285
康拉逊残炭 重量％ 5.7 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 27
镍+钒 重量ppm < 4 236
氮 重量％ 0.39 1.8
硫 重量％ 0.7381 2.203
表36。
第二分馏段
在脱沥青器D之后，将产生的DAO馏分送至在由一组闪蒸罐、常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段E中进行的第二馏分步骤(e)，之后回收主要在低于580℃的温度下沸腾的轻质DAO馏分(DAO-)和主要在大于或等于580℃的温度下沸腾的重质DAO馏分(DAO+)。轻质DAO馏分和重质DAO馏分的特性在下表37中给出。
DAO- DAO+
蒸馏收率 重量％ 54.0 46.0
密度 0.9374 1.059
康拉逊残炭 重量％ 0.28 12.1
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 未测出
镍+钒 重量ppm < 4 < 4
钼 重量ppm < 1 未测出
氮 重量％ 0.31 0.48
硫 重量％ 0.5605 0.9469
表37。
将由分馏步骤(e)产生的重质DAO馏分(DAO+)全部送至第二加氢转化步骤，而将轻质DAO馏分(DAO-)送至FCC催化裂化单元进行进一步转化。
FCC单元中的转化步骤
然后，将由在分馏段E中进行的第二分馏步骤(e)产生的轻质DAO馏分(DAO-)送至流化催化裂化单元(也称为FCC单元)。该转化单元可以将DAO馏分(其是540℃+馏分)转化为较轻质的馏分。因此，这可以提高起始原料的总转化率。但是，由FCC单元产生的液体馏分仍包含未转化的540℃+馏分，其收率相对于FCC原料仅为0.4重量％，如表38所示。
单元 FCC
汽油(C<sub>5</sub>-220℃)收率 重量％ 47.3
瓦斯油(220℃- 360℃)收率 重量％ 13.1
减压馏出物(360℃-540℃)收率 重量％ 9.8
减压渣油(540℃+)收率 重量％ 0.4
表38。
整体性能品质
根据在包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤中的该实施例中举例说明的本发明的方法，来自加氢转化段的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为60.9重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.12重量%的沉积物、67重量ppm的金属和28重量%的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(占VR的约72％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，并且其康拉逊残炭含量小于6％。在根据本发明的该方案中，将DAO馏分送至第二分馏段以产生轻质DAO馏分和重质DAO馏分，将所述轻质DAO馏分送至FCC催化裂化单元进行进一步转化，将所述重质DAO馏分全部再循环到最后一个加氢转化步骤的入口中。通过将重质DAO馏分再循环，在加氢处理段中的新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为73.4重量％。通过在FCC单元中转化轻质DAO，获得额外的4.1重量％的转化率，因此对于根据本发明的该方案而言，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为77.5重量％。
因此注意到，相对于实施例1，转化率高得多(高13.5个转化率百分点)，同时由于在第一分馏步骤中离开减压蒸馏塔的VR含有更少量的沉积物(0.12重量%，实施例1是0.20重量%)，其保持稳定，从而限制了第一分馏段中塔的结垢。相对于实施例2，不仅转化率更高(增加了近8个转化率百分点)，而且渣油VR包含少得多的沉积物量(0.12重量%，而实施例2是0.34重量%)，因此在这些更严苛的条件下仍然保持稳定。因此，相对于不根据本发明的实施例2的方案，在根据本发明的方案中，大大减少了第一分馏段中塔的结垢，从而允许在停机以对其进行清洗之前实现更长的操作期。与实施例3相比，使用FCC单元来转化轻质DAO馏分可以生产更多的汽油和更少的瓦斯油。
实施例7：根据本发明的方法，其目的是提高540℃+馏分的总转化率
在该实施例中，以以下实施方案来举例说明根据本发明的方法，该实施方案包括两个相继的加氢转化步骤，每个步骤包括采用沸腾床操作的反应器，随后是脱沥青步骤和分馏步骤，其中将重质DAO再循环到最后一个加氢转化反应器的入口中，并在FCC单元中转化轻质DAO。由于根据本发明的方法中的沉积物含量减少，所述方法将在更严苛的条件下操作以提高该方法的总转化率。
第一加氢转化步骤
在氢气的存在下将表2的新鲜原料全部送至第一加氢转化段A1，以进行第一加氢转化步骤(a1)。所述A1段与实施例1中描述的相同。
下表39列出了该第一加氢转化步骤(a1)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.60
总P MPa 16
温度 ℃ 420
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 750
表39。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第一加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的转化率为42重量％。
中间分离步骤
然后将经加氢转化的液体流出物送入由在第一加氢转化步骤的反应器的压力和温度下运行的单个气/液分离器组成的中间分离段B1。由此分离出轻质馏分和重质馏分。轻质馏分主要由具有低于350℃的沸点的分子组成，“重质”馏分主要由在大于或等于350℃的温度下沸腾的烃分子组成。
表40列出了这种重质馏分的组成。
原料 由B<sub>1</sub>获得的重质馏分
密度 0.9862
康拉逊残炭 重量％ 12.2
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 4.9
镍+钒 重量ppm 80
氮 重量％ 0.60
硫 重量％ 1.3922
表40。
第二加氢转化步骤
在根据本发明的方法的该实施例中，将由中间分离段B1获得的全部重质流出物与由第二分馏步骤(e)获得的重质DAO以75/25的重质流出物/DAO体积比混合。表41列出了这种原料的组成。
步骤的原料 (a<sub>2</sub>)
密度 0.9964
康拉逊残炭 重量％ 11.6
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ 3.6
镍+钒 重量ppm 59
氮 重量％ 0.55
硫 重量％ 1.2671
表41。
在根据本发明的该实施例中，在氢气的存在下将该混合物全部送至第二加氢转化段A2，以进行第二加氢转化步骤(a2)。所述A2段与实施例1中描述的相同。
下表42中列出了加氢转化步骤(a2)中应用的操作条件。
步骤 (a<sub>1</sub>)
反应器HSV h<sup>-1</sup> 0.72
总P MPa 15.6
温度 ℃ 425
氢气的量 Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup> 250
表42。
这些操作条件可以获得具有降低的康拉逊残炭、金属和硫含量的经加氢转化的液体流出物。在该第二加氢转化步骤期间获得的540℃+馏分的单程转化率为38.4重量％。
第一分馏段
将由加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物送至在由常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段C中实施的分馏步骤(c)，之后回收主要在350℃-500℃的温度下沸腾的减压馏出物馏分(VD)和在大于或等于500℃的温度下沸腾的未转化的减压渣油馏分(VR)。该第一分馏段的减压馏出物馏分(VD)和减压渣油馏分(VR)相对于新鲜原料的收率和产物品质在下表43中给出。
VD VR
相对于新鲜原料的收率 重量％ 30.8 36.8
密度 0.9558 1.061
康拉逊残炭 重量％ 0.9 29
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 10.2
镍+钒 重量ppm < 4 65
氮 重量％ 0.47 0.82
硫 重量％ 0.6541 1.2158
沉积物 重量％ <0.01 0.23
表43。
通过与实施例1进行比较，观察到更高的加氢处理程度和更低的密度，并且硫、氮、金属、沥青质和康拉逊残炭的含量更低。此外，VR包含更少量的沉积物并因此更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO中存在重质芳族化合物。
通过与实施例2进行比较，注意到加氢处理的程度更低，但是VR包含更少量的沉积物。因此，这种馏分更加稳定，特别是由于在第二加氢转化步骤上游再循环的DAO馏分中存在重质芳族化合物。与根据本发明的方法相比，在实施例2中，将DAO全部在第一加氢转化步骤的上游再循环，并且重质芳族化合物被进一步氢化。
脱沥青步骤
然后有利地将由第一分馏步骤产生的VR送至脱沥青器中的脱沥青步骤(d)，在该步骤中按实施例1中所述的那样进行处理(相同的设备和相同的条件)。
在脱沥青器的出口处，获得具有下表44中给出的特性的DAO和残余沥青。
DAO 残余沥青
收率 相对于SDA原料的重量％ 71.6 28.4
密度 0.9902 1.294
康拉逊残炭 重量％ 6.1 > 30
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 > 30
镍+钒 重量ppm < 4 226
氮 重量％ 0.40 1.8
硫 重量％ 0.7894 2.291
表44。
第二分馏段
在脱沥青器D之后，将产生的DAO馏分送至在由一组闪蒸罐、常压蒸馏塔和减压蒸馏塔组成的分馏段E中进行的第二馏分步骤(e)，之后回收主要在低于580℃的温度下沸腾的轻质DAO馏分(DAO-)和主要在大于或等于580℃的温度下沸腾的重质DAO馏分(DAO+)。轻质DAO馏分和重质DAO馏分的特性在下表45中给出。
DAO- DAO+
蒸馏收率 重量％ 38.8 61.2
密度 0.9397 1.025
康拉逊残炭 重量％ 0.20 9.8
C<sub>7</sub>沥青质 重量％ < 0.05 未测出
镍+钒 重量ppm < 4 < 4
钼 重量ppm < 1 未测出
氮 重量％ 0.35 0.43
硫 重量％ 0.5702 0.9283
表45。
将由分馏步骤(e)产生的重质DAO馏分(DAO+)全部送至第二加氢转化步骤，而将轻质DAO馏分(DAO-)送至FCC催化裂化单元进行进一步转化。
FCC单元中的转化步骤
然后，将在分馏段E中进行的第二分馏步骤(e)产生的轻质DAO馏分(DAO-)送至流化催化裂化单元(也称为FCC单元)。该转化单元可以将DAO馏分(其是540℃+馏分)转化为较轻质的馏分。因此，这可以提高起始原料的总转化率。但是，由FCC单元产生的液体馏分仍包含未转化的540℃+馏分，其收率相对于FCC原料仅为0.4重量％，如表46所示。
单元 FCC
汽油(C<sub>5</sub>-220℃)收率 重量％ 47.2
瓦斯油(220℃- 360℃)收率 重量％ 13.3
减压馏出物(360℃-540℃)收率 重量％ 9.9
减压渣油(540℃+)收率 重量％ 0.4
表46。
整体性能品质
根据在包括将DAO再循环到最后一个加氢转化步骤中的该实施例中举例说明的本发明的方法，来自加氢转化段的新鲜原料的540℃+馏分的单程转化率为64.6重量％。未转化的减压渣油馏分包含0.23重量％的沉积物、65重量ppm的金属和29重量％的康拉逊残炭含量。因此，这样的馏分很难被改质。通过将VR分离成DAO馏分(占VR的约72％)和沥青馏分，未转化的减压渣油的脱沥青可以萃取出可改质的馏分。DAO馏分几乎不再包含任何金属或沥青质，其康拉逊残炭含量小于6％。在根据本发明的该方案中，将DAO馏分送至第二分馏段以产生轻质DAO馏分和重质DAO馏分，将所述轻质DAO馏分送至FCC催化裂化单元进行进一步的转化，将所述重质DAO馏分全部再循环到最后一个加氢转化步骤的入口中。通过将重质DAO馏分再循环，在加氢处理段中的新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为79.2重量％。通过在FCC单元中转化轻质DAO，获得额外的4.0重量％的转化率，因此对于根据本发明的该方案而言，新鲜原料的540℃+馏分的总转化率为83.2重量％。
因此注意到，相对于实施例1，转化率高得多(高19个转化率百分点)，同时由于在第一分馏步骤中离开减压蒸馏塔的VR含有相似含量的沉积物(0.23重量%，实施例1是0.20重量%)，其保持稳定。相对于实施例2，不仅转化率更高(增加了超过12个转化率百分点)，而且渣油VR包含更少量的沉积物(0.23重量%，而实施例2是0.34重量%)，因此尽管在更严苛的条件下但仍然保持更加稳定。因此，相对于不根据本发明的实施例2的方案，在根据本发明的方案中，大大减少了第一分馏段中塔的结垢，从而允许在停机以对其进行清洗之前实现更长的操作期。与实施例3相比，使用FCC单元来转化轻质DAO馏分可以生产更多的汽油和更少的瓦斯油。

Claims (19)

1.转化重质烃原料的方法，所述重质烃原料包含至少50％具有至少300℃的沸点的馏分，并且包含硫、康拉逊残炭、金属和氮，所述方法包括以下相继步骤：
-在氢气的存在下、在初始加氢转化段(A1)中，在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下对所述重质烃原料的至少一部分实施的初始加氢转化步骤(a1)；
-在氢气的存在下、在(n-1)个另外的加氢转化段(Ai)中，对由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或任选的由两个相继的加氢转化步骤之间的中间分离段(Bj)中的任选的中间分离步骤(bj)产生的重质馏分的至少一部分或全部实施的(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，所述任选的中间分离步骤(bj)将由前一加氢转化步骤(ai-1)产生的液体流出物的一部分或全部分离，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述(n-1)个另外的加氢转化步骤(ai)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物，
n是加氢转化步骤的总数，n大于或等于2，i是2至n的整数，j是1至(n-1)的整数，并且初始加氢转化段(A1)和另外的一个或多个加氢转化段(Ai)各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器；
-在第一分馏段(C)中，对由最后一个另外的加氢转化步骤(an)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部实施的第一分馏步骤(c)，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，所述重质馏分包含在大于或等于540℃的温度下沸腾的渣油馏分；
-在脱沥青器(D)中，采用至少一种烃溶剂对由分馏步骤(c)产生的所述重质馏分的一部分或全部实施的脱沥青步骤(d)，以获得脱沥青油DAO和残余沥青；
-任选地在第二分馏段(E)中，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部分馏成至少一种重质DAO馏分和一种轻质DAO馏分的第二分馏步骤(e)；
-将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(ai)中和/或中间分离步骤(bj)中的步骤(f)。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述重质烃原料具有至少0.1重量％的硫含量、至少0.5重量％的康拉逊残炭含量、至少1重量％的C7沥青质含量和至少20重量ppm的金属含量。
3.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述重质烃原料是原油，或由原油的常压和/或减压蒸馏产生的常压渣油和/或减压渣油组成，并且优选由原油的减压蒸馏产生的减压渣油组成。
4.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器是采用具有上流液体和上流气体的沸腾床操作的三相反应器。
5.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器是采用混合床操作的三相反应器，所述混合床包含至少一种保持在所述三相反应器中的催化剂和至少一种被夹带出所述三相反应器的催化剂。
6.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中在2-38MPa的绝压下、在300℃-550℃的温度下、在0.05h-1至10h-1的相对于每个三相反应器的体积的时空速HSV下并在50-5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)重质烃原料的与所述重质烃原料混合的氢气量下实施所述初始加氢转化步骤(a1)。
7.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中在300℃-550℃且高于初始加氢转化步骤(a1)中使用的温度的温度下、在50-5000标准立方米(Nm3)/立方米(m3)重质烃原料的与所述重质烃原料混合的氢气量且小于初始加氢转化步骤(a1)中使用的氢气量下、在2-38MPa的绝压下并在0.05h-1至10h-1的相对于每个三相反应器的体积的时空速HSV下实施所述另外的一个或多个加氢转化步骤(an)。
8.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述中间分离段(Bj)包括一个或多个串联布置的闪蒸罐、和/或一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、和/或常压蒸馏塔、和/或减压蒸馏塔，并且优选由单个闪蒸罐构成。
9.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述第一分馏段(C)包括一个或多个串联布置的闪蒸罐、和/或一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、和/或常压蒸馏塔、和/或减压蒸馏塔，并且优选由一组串联的若干个闪蒸罐以及常压蒸馏塔和减压蒸馏塔构成。
10.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述第二分馏段(E)包括一个或多个串联布置的闪蒸罐、和/或一个或多个蒸汽汽提塔和/或氢气汽提塔、和/或常压蒸馏塔、和/或减压蒸馏塔，并且优选由一组串联的若干个闪蒸罐和减压蒸馏塔构成。
11.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中在萃取塔中、在60℃-250℃的温度下、采用至少一种包含3-7个碳原子的烃溶剂并以3/1至16/1、优选4/1至8/1的溶剂/原料比(体积/体积)实施所述脱沥青步骤(d)。
12.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中将所述重质烃原料的一部分送至至少一个另外的加氢转化段(Ai)、和/或至少一个中间分离段(Bj)、和/或第一分馏段(C)、和/或脱沥青器(D)。
13.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中将来自所述方法外部的烃原料送至初始加氢转化段(A1)、和/或至少一个另外的加氢转化段(Ai)、和/或至少一个中间分离段(Bj)、和/或第一分馏段(C)、和/或脱沥青器(D)。
14.如前述权利要求中任一项所述的方法，其还包括以下至少一个再循环步骤：
-将由步骤(e)产生的DAO的轻质馏分的一部分或全部再循环(r1)到初始加氢转化段(A1)中、和/或至少一个另外的加氢转化段(Ai)中、和/或至少一个中间分离段(Bj)中、和/或第一分馏段(C)中；
-将由步骤(f)产生的DAO的重质馏分的一部分再循环(r2)到第一分馏段(C)中；
-将由步骤(d)产生的DAO的一部分再循环(r3)到第一分馏段(C)中；
-将由步骤(d)产生的残余沥青的一部分或全部再循环(r4)到初始加氢转化段(A1)中、和/或至少一个另外的加氢转化段(Ai)中；
-将来自给定的另外的加氢转化段(Ai)的经加氢转化的液体流出物的一部分再循环(r5)到：
-初始加氢转化段(A1)中，和/或
-位于所述给定段(Ai)上游的另一个另外的加氢转化段(Ai)中，和/或
-位于所述给定段上游的中间分离段(Bj)中；
-将由给定的中间段(Bj)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r6)到：
-初始加氢转化段(A1)中，和/或
-位于所述给定中间段(Bj)上游的另外的加氢转化段(Ai)中，和/或
-位于所述给定段(Bj)上游的另一个中间分离段(Bj)中；
-将由第一分馏段(C)产生的重质馏分的一部分和/或一种或多种中间馏分的一部分或全部再循环(r7)到：
-初始加氢转化段(A1)中，和/或
-另外的加氢转化段(Ai)中，和/或
-中间分离段(Bj)中。
15.如前述权利要求中的任一项所述的转化方法，其中n等于2，并且所述方法包括以下相继步骤：
-在氢气的存在下、在初始加氢转化段(A1)中，在可以获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的液体流出物的条件下对所述重质烃原料的至少一部分实施的初始加氢转化步骤(a1)；
-在氢气的存在下、在另外的加氢转化段(A2)中，对由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的至少一部分或全部、或任选的由初始加氢转化步骤(a1)和另外的加氢转化步骤(a2)之间的中间分离段(B1)中的任选的中间分离步骤(b1)产生的重质馏分的至少一部分或全部实施的另外的加氢转化步骤(a2)，所述任选的中间分离步骤(b1)将由初始加氢转化步骤(a1)产生的液体流出物的一部分或全部分离成至少一种主要在小于350℃的温度下沸腾的轻质馏分和至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，实施所述另外的加氢转化步骤(a2)，从而获得具有降低的硫、康拉逊残炭、金属和氮含量的经加氢转化的液体流出物，
初始加氢转化段(A1)和另外的加氢转化段(A2)各自包括至少一个包含至少一种加氢转化催化剂的三相反应器；
-在第一分馏段(C)中，对由另外的加氢转化步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物的一部分或全部实施的第一分馏步骤(c)，以产生至少一种主要在大于或等于350℃的温度下沸腾的重质馏分，所述重质馏分包含在大于或等于540℃的温度下沸腾的渣油馏分；
-在脱沥青器(D)中，采用至少一种烃溶剂对由分馏步骤(c)产生的所述重质馏分的一部分或全部实施的脱沥青步骤(d)，以获得脱沥青油DAO和残余沥青；
-任选地在第二分馏段(E)中，将由脱沥青步骤(d)产生的DAO的一部分或全部分馏成至少一种重质DAO馏分和一种轻质DAO馏分的第二分馏步骤(e)；
-将由步骤(d)产生的DAO的至少一部分和/或由步骤(e)产生的DAO的重质馏分的至少一部分再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中和/或中间分离步骤(b1)中的步骤(f)。
16.如前述权利要求中任一项所述的方法，其包括将由步骤(d)产生的全部DAO或由第二分馏步骤(e)产生的全部重质馏分再循环(f)到最后一个另外的加氢转化步骤(ai)中，当n等于2时，优选再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中，此外，当将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(b1)时，将由步骤(b1)产生的重质馏分全部送至步骤(a2)，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
17.如权利要求1-15中任一项所述的方法，其包括将由步骤(d)产生的全部DAO或由第二分馏步骤(e)产生的全部重质馏分再循环(f)到中间分离步骤(bj)中，当n等于2时，优选再循环到初始加氢转化步骤(a1)和另外的加氢转化步骤(a2)之间的中间分离步骤(b1)中，此外，当将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(b1)时，将由步骤(b1)产生的重质馏分全部送至步骤(a2)，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
18.如权利要求1-15中任一项所述的方法，其不包括中间分离步骤(bj)，但包括将由步骤(d)产生的DAO全部再循环(f)到最后一个另外的加氢转化步骤(ai)中，当n等于2时，优选再循环到另外的加氢转化步骤(a2)中，此外，当将由步骤(a1)产生的液体流出物全部送至步骤(a2)时，将由步骤(a2)产生的经加氢转化的液体流出物全部送至步骤(c)，并将由步骤(c)产生的重质馏分全部送至步骤(d)。
19.如权利要求1-18中任一项所述的方法，其中所述初始加氢转化段(A1)和所述另外的一个或多个加氢转化段(Ai)的所述至少一个三相反应器的所述加氢转化催化剂包含至少一种选自镍和钴的第VIII族的非贵金属和至少一种选自钼和钨的第VIB族金属，并优选包含无定形载体。
CN201880090040.6A 2017-12-21 2018-12-07 将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法 Active CN111819268B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR1762868 2017-12-21
FR1762868A FR3075809B1 (fr) 2017-12-21 2017-12-21 Procede de conversion de charges lourdes d’hydrocarbures avec recycle d’une huile desasphaltee
PCT/EP2018/084052 WO2019121073A1 (fr) 2017-12-21 2018-12-07 Procede de conversion de charges lourdes d'hydrocarbures avec recycle d'une huile desasphaltee

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN111819268A true CN111819268A (zh) 2020-10-23
CN111819268B CN111819268B (zh) 2022-12-13

Family

ID=62017415

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201880090040.6A Active CN111819268B (zh) 2017-12-21 2018-12-07 将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法

Country Status (9)

Country Link
US (1) US11149217B2 (zh)
EP (1) EP3728518B1 (zh)
CN (1) CN111819268B (zh)
ES (1) ES2923131T3 (zh)
FR (1) FR3075809B1 (zh)
PL (1) PL3728518T3 (zh)
PT (1) PT3728518T (zh)
SA (1) SA520412257B1 (zh)
WO (1) WO2019121073A1 (zh)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN112843764A (zh) * 2021-03-24 2021-05-28 捷创(东营)能源技术有限责任公司 具有卫星式塔釜的减压精馏塔以及常压渣油的减压精馏方法

Families Citing this family (9)

* 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
US20180230389A1 (en) 2017-02-12 2018-08-16 Mag&#275;m&#257; 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
FR3101082B1 (fr) 2019-09-24 2021-10-08 Ifp Energies Now Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une séparation gaz/liquide améliorée
FR3104606B1 (fr) 2019-12-17 2021-11-19 Ifp Energies Now Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec un recyclage de l’hydrogène optimisé
CN111575049A (zh) * 2020-04-26 2020-08-25 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法
US11459515B2 (en) * 2020-10-02 2022-10-04 Saudi Arabian Oil Company Process for upgrading hydrocarbon feedstock utilizing low pressure hydroprocessing and catalyst rejuvenation/regeneration steps
FR3130836A1 (fr) * 2021-12-20 2023-06-23 IFP Energies Nouvelles Hydroconversion en lit bouillonnant ou hybride bouillonnant-entraîné d’une charge comportant une fraction plastique

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2010033487A2 (en) * 2008-09-18 2010-03-25 Chevron U.S.A. Inc.X Systems and methods for producing a crude product
CN104995284A (zh) * 2012-12-18 2015-10-21 Ifp新能源公司 将选择性脱沥青与脱沥青油再循环整合以转化重质烃进料的方法
CN105940086A (zh) * 2013-12-17 2016-09-14 Ifp 新能源公司 用于处理油进料以生产具有低的硫含量和沉淀物含量的燃料油的新集成方法
US20160304794A1 (en) * 2013-12-03 2016-10-20 IFP Energies Nouvelles Process for the conversion of a heavy hydrocarbon feedstock integrating selective cascade deasphalting with recycling of a deasphalted cut

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3905892A (en) 1972-03-01 1975-09-16 Cities Service Res & Dev Co Process for reduction of high sulfur residue
US4176048A (en) 1978-10-31 1979-11-27 Standard Oil Company (Indiana) Process for conversion of heavy hydrocarbons
US4239616A (en) 1979-07-23 1980-12-16 Kerr-Mcgee Refining Corporation Solvent deasphalting
US4354928A (en) 1980-06-09 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Supercritical selective extraction of hydrocarbons from asphaltic petroleum oils
US4354922A (en) 1981-03-31 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Processing of heavy hydrocarbon oils
US4354852A (en) 1981-04-24 1982-10-19 Hydrocarbon Research, Inc. Phase separation of hydrocarbon liquids using liquid vortex
FR2504934A1 (fr) 1981-04-30 1982-11-05 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de desasphaltage au solvant de fractions lourdes d'hydrocarbures
US4457831A (en) 1982-08-18 1984-07-03 Hri, Inc. Two-stage catalytic hydroconversion of hydrocarbon feedstocks using resid recycle
US4495060A (en) 1982-12-27 1985-01-22 Hri, Inc. Quenching hydrocarbon effluent from catalytic reactor to avoid precipitation of asphaltene compounds
US4521295A (en) 1982-12-27 1985-06-04 Hri, Inc. Sustained high hydroconversion of petroleum residua feedstocks
US4536283A (en) 1984-08-20 1985-08-20 Exxon Research And Engineering Co. Integrated process for deasphalting heavy oils using a gaseous antisolvent
FR2579985B1 (zh) 1985-04-05 1988-07-15 Inst Francais Du Petrole
FR2753982B1 (fr) 1996-10-02 1999-05-28 Inst Francais Du Petrole Procede catalytique en plusieurs etapes de conversion d'une fraction lourde d'hydrocarbures
FR2753984B1 (fr) 1996-10-02 1999-05-28 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une fraction lourde d'hydrocarbures impliquant une hydrodemetallisation en lit bouillonnant de catalyseur
US7214308B2 (en) 2003-02-21 2007-05-08 Institut Francais Du Petrole Effective integration of solvent deasphalting and ebullated-bed processing
FR2907459B1 (fr) * 2006-10-24 2012-10-19 Inst Francais Du Petrole Procede et installation de conversion de fractions lourdes petrolieres en lit fixe avec production integree de distillats moyens a tres basse teneur en soufre.
US8287720B2 (en) 2009-06-23 2012-10-16 Lummus Technology Inc. Multistage resid hydrocracking
FR2964387A1 (fr) 2010-09-07 2012-03-09 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion de residu integrant une etape de desasphaltage et une etape d'hydroconversion avec recycle de l'huile desasphaltee
FR2964386B1 (fr) 2010-09-07 2013-09-13 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion de residu integrant une etape de desashphaltage et une etape d'hydroconversion
CN104039932B (zh) * 2011-11-04 2017-02-15 沙特阿拉伯石油公司 具有集成中间氢分离和纯化的加氢裂化方法
FR3030568B1 (fr) * 2014-12-18 2019-04-05 Axens Procede de conversion profonde de residus maximisant le rendement en gazole
FR3033797B1 (fr) 2015-03-16 2018-12-07 IFP Energies Nouvelles Procede ameliore de conversion de charges hydrocarbonees lourdes

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2010033487A2 (en) * 2008-09-18 2010-03-25 Chevron U.S.A. Inc.X Systems and methods for producing a crude product
CN104995284A (zh) * 2012-12-18 2015-10-21 Ifp新能源公司 将选择性脱沥青与脱沥青油再循环整合以转化重质烃进料的方法
US20160304794A1 (en) * 2013-12-03 2016-10-20 IFP Energies Nouvelles Process for the conversion of a heavy hydrocarbon feedstock integrating selective cascade deasphalting with recycling of a deasphalted cut
CN105940086A (zh) * 2013-12-17 2016-09-14 Ifp 新能源公司 用于处理油进料以生产具有低的硫含量和沉淀物含量的燃料油的新集成方法

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN112843764A (zh) * 2021-03-24 2021-05-28 捷创(东营)能源技术有限责任公司 具有卫星式塔釜的减压精馏塔以及常压渣油的减压精馏方法

Also Published As

Publication number Publication date
WO2019121073A1 (fr) 2019-06-27
RU2020123948A (ru) 2022-01-21
ES2923131T3 (es) 2022-09-23
FR3075809B1 (fr) 2020-09-11
SA520412257B1 (ar) 2023-03-05
PL3728518T3 (pl) 2022-09-26
PT3728518T (pt) 2022-07-22
RU2020123948A3 (zh) 2022-01-21
CN111819268B (zh) 2022-12-13
EP3728518A1 (fr) 2020-10-28
US11149217B2 (en) 2021-10-19
US20200339894A1 (en) 2020-10-29
FR3075809A1 (fr) 2019-06-28
EP3728518B1 (fr) 2022-05-18

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN111819268B (zh) 将脱沥青油再循环的转化重质烃原料的方法
CN107889498B (zh) 用于转化重质烃原料的改进的方法
US10344225B2 (en) Process to upgrade partially converted vacuum residua
CN101553555B (zh) 重质原料全部转化为蒸馏物的方法
EP2946000B1 (en) Conversion of asphaltenic pitch within an ebullated bed residuum hydrocracking process
US11485916B2 (en) Method for converting residues incorporating deep hydroconversion steps and a deasphalting step
WO2004074408A1 (en) Process and installation including solvent deasphalting and ebullated-bed processing
CN104995284A (zh) 将选择性脱沥青与脱沥青油再循环整合以转化重质烃进料的方法
CN110003945A (zh) 包括夹带床深度加氢转化阶段和脱沥青阶段的改进的残余物转化方法
CN110003948B (zh) 包括夹带床加氢转化步骤和脱沥青油的再循环的用于转化重质烃进料的方法
CN114555760A (zh) 包括脱沥青、加氢转化、加氢裂化和蒸汽裂化的制备烯烃的方法
CN114072483A (zh) 包括加氢处理、脱沥青、加氢裂化和蒸汽裂化的烯烃制备方法
CN110776954B (zh) 包括固定床加氢处理、脱沥青操作和沥青的沸腾床加氢裂化的处理重质烃基原料的方法
CN110776953A (zh) 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
RU2801814C2 (ru) Способ конверсии тяжелого углеводородного сырья с рециркуляцией деасфальтированного масла
US11459515B2 (en) Process for upgrading hydrocarbon feedstock utilizing low pressure hydroprocessing and catalyst rejuvenation/regeneration steps
RU2804466C2 (ru) Усовершенствованный способ конверсии остатков, включающий в себя этапы гидроконверсии в подвижном слое и этап деасфальтизации
JP2024524538A (ja) 重質炭化水素供給原料を、有機添加剤を含有している触媒前駆体と混合することを含んでいる、前記供給原料のハイブリッド沸騰－噴流床水素化転化
CN117616105A (zh) 包括将重质烃原料与有机添加剂预混合的所述原料的混合沸腾-夹带床加氢转化
CN114599768A (zh) 包括脱沥青、加氢裂化和蒸汽裂化的烯烃制备方法

Legal Events

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