CN112210399B - 转化含有热解油的原料的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及采用：a)在反应器中加氢转化的步骤；b)将由步骤a)获得的液体流出物分离成石脑油馏分、瓦斯油馏分、减压瓦斯油馏分和未转化的渣油馏分的步骤；c)将所述减压瓦斯油馏分加氢裂化的步骤；d)将由步骤c)获得的加氢裂化的液体流出物分馏成石脑油馏分、瓦斯油馏分和减压瓦斯油馏分的步骤；e)将由步骤d)获得的所述石脑油馏分的一部分蒸汽裂化的步骤；f)将由步骤e)获得的蒸汽裂化的流出物的至少一部分分馏的步骤；g)将由步骤f)获得的热解油馏分送入步骤a)的步骤转化包含热解油的原料和基于重质烃的原料的方法。

Description

转化含有热解油的原料的方法

技术领域

本发明涉及重质烃原料的加氢转化处理，所述重质烃原料包含至少一种由蒸汽裂化获得的馏分。

背景技术

以已知的方式进行的基于烃的原料的蒸汽裂化产生若干种馏分，其中源自蒸汽裂化单元的最重质馏分被称为“热解油”(或简称为“py油”)。

这种馏分通常用作该蒸汽裂化单元所在炼油厂的内部燃料，或用作例如发电单元的外部燃料，因此仅用于燃烧其以回收产生的燃烧热的目的。

这种馏分包含高温热解反应产物，尤其是“难裂化”重质分子结构，例如“沥青质”和“树脂”。

“沥青质”是一类可溶于芳族溶剂和多芳族溶剂且不溶于脂族烃(正戊烷、正庚烷等)的化合物。它们的结构和它们的组成根据石油原料的来源而变化，但是所述结构的某些原子和基团总是以可变的比例存在。在这些原子中，可以提及氧、硫、氮和重金属(例如镍和钒)。

许多多环基团的存在赋予沥青质分子高度的芳香性。由于它们在脂族烃中的不溶性，以及根据原油或石油馏分的或多或少的芳香性，沥青质可能沉淀。这种现象导致在生产线和设备(反应器、容器、塔、交换器等)中形成沉积物。沥青质含量通常以不溶性沥青质在庚烷中的含量表示，并根据2002年1月的标准NF-T60-115中描述的方法进行测量。

“树脂”是类似于沥青质的基于烃的化合物，但与沥青质不同，它们可溶于如正戊烷或正庚烷之类的溶剂中。树脂通常由稠合的多环核组成，该稠合的多环核由芳族环和环烷环以及基于硫化物的杂环或含氮杂环组成，树脂的分子量低于沥青质的分子量且稠合结构少于沥青质的稠合结构。

探索这种热解油如何能够真正被有利地开发利用而并非将其燃烧将是有利的。某些文献提到了这种油的可能的开发利用，或至少说是提到了其加工。

因此，专利US-7 951 745描述了用于将富含重质多核芳烃(或HPNA)的基于烃的原料加氢裂化的可溶性催化剂的用途，所述催化剂优选用于具有再循环泵的连续反应器中。提到源自蒸汽裂化单元的热解油是可用于所述可溶性催化剂的这种用途的原料。

专利申请FR-2 981 659公开了一系列的沸腾床加氢转化处理，随后是采用可互换反应器的固定床加氢处理，其中原料可以包含非石油意义上的热解油，即例如，衍生自煤或生物质的热解油，这类原料富含含氧化合物。

专利EP-3 260 520涉及包括以下反应顺序的转化方法：

a)在包括至少一个三相反应器的加氢转化段中，在氢气的存在下对原料进行沸腾床加氢转化，

b)在常压分馏段中，对由步骤a)获得的加氢转化的液体流出物的至少一部分进行常压分馏，以产生包含汽油馏分和瓦斯油馏分的馏分以及常压渣油；

c)在减压分馏段中，对由步骤b)获得的常压渣油的至少一部分进行减压分馏，以获得包含轻质减压瓦斯油(LVGO)和重质减压瓦斯油(HVGO)的减压瓦斯油馏分，以及未转化的减压渣油馏分，

d)在脱沥青段中，对由步骤c)获得未转化的减压渣油馏分的至少一部分进行脱沥青，以获得被称为脱沥青油的贫含沥青质的基于烃的馏分和残余沥青，

e)在芳烃萃取段中，使用极性溶剂对贫含沥青质的基于烃的馏分进行液-液萃取来萃取芳烃，以产生富含芳烃和树脂的萃取液以及贫含芳烃和树脂的萃余液，将所述萃取液至少部分地作为芳烃稀释剂送至所述加氢转化段的入口。该方法并没有试图有利地开发利用热解油。

因此，本发明的目的是开发转化基于烃的原料的新方法，其能够有利地利用热解油(由蒸汽裂化单元获得，特别是但不仅限于源自石油)。此外，本发明的目的尤其是这样一种方法，该方法易于实施而不会显著地使现有设备复杂化和/或不会显著地使炼油厂的现有操作条件更为苛刻。

发明内容

首先，本发明的主题是转化包含由蒸汽裂化单元获得的热解油的第一原料和基于重质烃的第二原料的方法，所述方法包括以下步骤：

a)在氢气和至少一种加氢转化催化剂的存在下，在至少一个反应器中将所述原料加氢转化的步骤，其中在80-200℃的进料温度T1下将所述第一原料进料至所述反应器，并且在严格大于250℃的进料温度T2下将所述第二原料进料至所述反应器，产生加氢转化的液体流出物；

b)将由步骤a)获得的加氢转化的液体流出物的至少一部分分离成至少石脑油馏分、瓦斯油馏分、减压瓦斯油馏分和未转化的渣油馏分的步骤；

c)在用于将由步骤b)获得的减压瓦斯油馏分的至少一部分加氢裂化的催化剂的存在下，在固定床反应器中的加氢裂化步骤，产生加氢裂化的液体流出物；

d)将由步骤c)获得的加氢裂化的液体流出物的至少一部分分馏成石脑油馏分、瓦斯油馏分和未转化的减压瓦斯油馏分的步骤；

e)将由步骤d)获得的石脑油馏分的至少一部分和任选的由步骤d)获得的未转化的减压瓦斯油馏分的一部分蒸汽裂化的步骤，从而获得蒸汽裂化的流出物；

f)将由步骤e)获得的蒸汽裂化的流出物的至少一部分分馏成乙烯馏分、丙烯馏分、丁二烯和C4烯烃馏分、热解汽油馏分和热解油馏分的步骤；

g)将由步骤f)获得的热解油馏分的至少一部分直接或间接地(即采用一种或多种中间处理)送至加氢转化步骤a)的步骤。

所述第一原料优选包含至少50％、特别是至少80％、特别是至少90％或95％的热解油，或甚至全部是热解油。

为了本发明的目的，术语“进料温度”是指所考虑的原料被引入加氢转化反应器时的温度。这不会预判所考虑的原料在该方法中先前处于的温度。因此，将包含热解油的第一原料在80-200℃的温度下引入反应器中，但是所述第一原料先前可能已处于该温度范围之外的温度，并且可以任选地已经历了特别是刻意或自然的中间冷却以进行储存。

步骤a)中的术语“至少一个反应器”是指将两种原料的每一种引入加氢转化反应段的反应器中，所述加氢转化反应段可以包括一个或多个、通常至少两个串联的反应器。它可以是第一个反应器(最上游的那个)，或后续的反应器之一(偏下游的那个)。可以将两种原料引入反应单元的相同反应器或不同反应器中。

将基于重质烃的第二原料在严格大于250℃的温度下引入反应器，但所述第二原料先前可能已处于较低的温度，并且可能已经经过加热来达到所需的进料温度。

优选地，所述第一原料的进料温度T1大于或等于80℃，更优选大于或等于90℃，和/或优选小于180℃，更优选小于或等于150℃ ，更优选小于或等于120℃，并且所述第二原料的进料温度T2为至少300℃和/或小于450℃，特别是300-400℃。

优选地，所述第一原料的热解油是石油；然而，就蒸汽裂化、加氢裂化和加氢转化单元的某些原料可能源自非石油来源的意义而言，它也可以全部或部分源自非石油来源(尤其是煤或生物质)。

因此，本发明涉及处理由蒸汽裂化单元获得的热解油和基于重质烃的原料(例如减压瓦斯油渣油类型，特别是由原油的常压蒸馏或减压蒸馏获得)的加氢转化方法。

因此，通过将热解油(“第一原料”)与常规的基于重质烃的原料(“第二原料”)组合以对其进行加氢转化，但要在特定条件下进行(如下文所解释的，术语“常规的”是指通常进料至加氢转化装置/方法的原料类型)，通过将热解油转化为轻质成品，该方法能够实现热解油的有利利用。具体而言，根据本发明，控制并选择将两种类型的原料中的每一种引入加氢转化反应器时的温度，其中热解油的进料温度低于基于重质烃的原料的进料温度。事实证明，该选择可以消除或至少来说最小化在反应器中或在反应器上游形成胶质物的风险，所述胶质物源自当在过高的温度下将油引入反应器中时油中所含的烯烃的聚合。

该选择还避免了增加专用的反应器来处理第二装料中的烯烃，如处理具有烯烃的装料的现有单元中可存在的那样。

这还防止当将两种装料一起加热后就未加关注地进料至反应器时位于反应器上游的设备的结垢，如处理具有烯烃的装料的现有单元中可存在的那样。

第一原料和第二原料可以分别采用两个不同的注入区进料至反应器中。因此可以完全彼此独立地控制它们各自的进料温度。

然而，加氢处理反应器可以设计为具有仅一个原料入口、仅一个注入点。在这种情况下，值得注意的是，为了不必修改反应器的设计，可以经由共同注入口来注入这两种原料，任选地将两种原料的物流在流入所述注入口的共同管道中合并，但随后选择所述共同管道的设计(特别是短长度)，以使每种原料的温度以及原料本身在它们进入反应器之前没有时间实现均化或者时间不足以实现均化，以使所述第一原料最多保持在上述温度阈值。

第二原料的进料温度T2是所述原料离开先前处理时的温度，或者是通过用任何已知的手段(例如使用预热炉)将所述原料预热而获得的温度。在采用炉对第二原料进行预热的情况下，即使在共同注入管的情况下，也不在炉中对第一原料进行所述预热，从而不会使第一原料的温度升高并且不存在因沉积物(特别是例如胶质物)而使炉功能恶化的风险。

第一原料的进料温度T1可以是当热解油直接从蒸汽裂化器出来时的温度(例如，约90-120℃)或略低的温度（考虑到直至加氢处理反应器的入口时的任何热量损失）。在适当情况下，也可以通过除炉以外的任何已知手段将其预热。

第一原料的进料温度可以低于(特别是当热解油已经被预先储存时)蒸汽裂化器的出口处的温度(例如，约70-90℃、约80-90℃)。

因此，总的来说，其通常有利地为80-120℃或90-120℃。

有利地，根据本发明，在步骤g)期间，将由步骤f)获得的热解油馏分直接或在至少一种中间处理(例如脱沥青)之后送至加氢转化步骤a)。

根据一个变型，在加氢转化步骤a)结束时将包含由蒸汽裂化单元获得的热解油的第一原料引入例如分离步骤b)开始时的分离段的入口(而不是与第二原料同时引入反应器或当存在若干个串联反应器时的第一个反应器或后续反应器之一)。

根据本发明，也可以将加氢转化步骤a)的第一原料全部或部分延迟引入分离步骤b)：则将热解油引入分离步骤b)的分离段或分馏段(通常是常压分馏，然后是减压分馏)。

在步骤a)结束时或在步骤b)期间，热解油的这种“延迟”引入也被证明在加氢转化单元流出物、特别是较重质流出物(未转化的渣油)的稳定化方面是有利的。特别地，令人惊讶的是，热解油的存在使由加氢转化步骤获得的流出物中存在的沥青质稳定化，并借助于其高树脂含量和高芳烃含量防止或限制了沥青质的沉淀。

因此，这是另一种类型的有利利用，其中热解油没有在加氢转化步骤中转化(或没有完全转化)，但至少部分地在加氢裂化步骤中转化，并且同时用于使步骤a)和步骤c)之间的加氢转化流出物稳定化。因此，利用了热解油对整个方法的积极影响。

根据本发明，还可以在开始加氢转化步骤a)时部分地引入热解油，从而在该阶段中转化热解油，并且随后还在步骤a)结束时或在步骤b)期间部分地引入热解油，这样的引入是为了使加氢转化流出物稳定化。优选地，在这种情况下，与待稳定化的物流(通常是未转化的渣油)混合的热解油的含量大于或等于混合物的10重量％，优选大于或等于15重量％，优选大于或等于20重量％，和/或小于或等于混合物的50重量％，更优选小于或等于40重量％，甚至更优选小于或等于30重量％。

优选地，在氢气的存在下的加氢转化步骤a)在至少一个沸腾床三相反应器中进行。

应当注意，加氢转化可以采用单个反应器或串联的几个反应器进行(就像提及反应器的其他工艺步骤一样)。

优选地，根据本发明的方法还包括通过将来自步骤b)的未转化的渣油馏分的至少一部分液/液萃取来脱沥青的步骤h)，从而获得沥青相和脱沥青的未转化的渣油，将所述脱沥青的未转化的渣油至少部分地送至加氢裂化步骤c)。

通过使未转化的渣油返回至加氢裂化步骤，所述脱沥青步骤h)可以提高本发明方法的总转化率。

任选的脱沥青步骤h)可以在两个连续的步骤中进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青的未转化的渣油和重质脱沥青的未转化的渣油，将所述轻质脱沥青的未转化的渣油至少部分送至加氢裂化步骤c)，优选将所述重质脱沥青的未转化的渣油至少部分送至步骤a)的第二原料中。

在两步脱沥青的此变型中，轻质未转化渣油构成比由一步脱沥青步骤获得的脱沥青的未转化的渣油更容易在加氢裂化步骤c)中处理的原料，从而延长加氢裂化催化剂的使用寿命。此外，重质脱沥青的未转化的渣油构成可以通过使沥青质稳定化来改善沸腾床加氢转化步骤a)的性能品质的原料。与简单的脱沥青(即一步脱沥青)相比，由此改善所述方法的整体性能。

有利地，加氢转化步骤a)可以用两个沸腾床反应器进行，在所述两个沸腾床反应器之间放置有级间容器，并将所述重质脱沥青的未转化的渣油引入加氢转化步骤a)中的所述级间容器中。在这三个串联设备(可以包括更多设备)中的偏“下游”的这种引入可以恰如所需地设计反应器的尺寸，特别是第一个(最上游)反应器的尺寸。

优选地，根据本发明的方法还可以包括将由所述步骤f)获得的热解油脱沥青的步骤a')，从而获得沥青相和脱沥青的热解油，将所述脱沥青的热解油至少部分地作为第一原料送至加氢转化步骤a)。

在第一变型中，它是“简单”萃取，即一步萃取。

采用该步骤a')，脱沥青的热解油是一种比直接由蒸汽裂化获得的热解油更易于通过加氢转化处理的馏分，因为它具有降低的沥青质含量，而沥青质是加氢转化单元中的问题源头，因为它们往往导致管道堵塞。通过使用这种脱沥青油的至少一部分来组成步骤a)的第一原料，改善根据本发明的方法的整体性能。

在第二变型中，该任选的脱沥青步骤a')可以通过“双重”液/液萃取(即两步萃取)进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青的热解油和重质脱沥青的热解油，优选将所述轻质脱沥青的热解油至少部分或全部送至加氢裂化步骤c)，并优选将所述重质脱沥青的热解油至少部分送至加氢转化步骤a)的第一原料中。

在这种情况下，获得的重质脱沥青的热解油是富含树脂的馏分。现在，树脂可以在一定程度上使加氢转化反应器中的沥青质稳定化并避免沥青质的沉淀。与“简单”分离的第一变型相比，第一原料中的这种重质脱沥青油的存在可以由此进一步提高所述方法的整体性能。

或者，根据本发明的方法可以包括通过将由步骤f)获得的热解油和由步骤b)获得的未转化的渣油的至少一部分液/液萃取来脱沥青的步骤i)，从而获得沥青相和脱沥青的热解油馏分，将所述脱沥青油DAO馏分至少部分送至加氢转化步骤a)的第一原料中。这在本文中被称为“简单”萃取。

在这种情况下，由将热解油与由加氢转化步骤a)获得的未转化的渣油混合获得的脱沥青的热解油馏分是贫含沥青质和富含树脂的馏分。该步骤i)可以在单个脱沥青步骤中处理热解油馏分和由步骤b)获得的未转化的渣油，这是非常有利的。

任选的脱沥青步骤i)也可以通过“双重”液/液萃取(即两步萃取)进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青的热解油馏分和重质脱沥青的热解油馏分，将所述轻质脱沥青的热解油馏分至少部分送至加氢裂化步骤c)，并将所述重质脱沥青的热解油馏分至少部分地或全部送至加氢转化步骤a)的第一原料中。

在这种“双重”萃取的情况下，可以看到单个脱沥青单元可以将未转化的渣油和热解油脱沥青以及将它们随后分离成三种馏分：在其他单元中有利地利用的沥青、送至加氢转化步骤a)的重质脱沥青油和送至加氢裂化步骤c)的轻质脱沥青油。这种解决方案的优点在于，它不需要两个脱沥青单元，一个专用于热解油，并且另一个专用于未转化的渣油。

优选地，加氢转化步骤a)在胶体或分子催化剂和多孔负载型催化剂的存在下进行。具体而言，反应区中的胶体或分子催化剂的存在可以更有效地处理沥青质，从而减少焦炭前体和沉积物的形成。使用胶体催化剂可以减少设备的结垢并提高转化率。

任选地，根据本发明的方法还可包括以下附加步骤中的至少一个：

-在反应器中，在至少一种固定床加氢处理催化剂的存在下进行的将由步骤b)获得的石脑油馏分的至少一部分加氢处理的步骤j)，随后任选地进行将由步骤j)获得的加氢处理的石脑油馏分的至少一部分再循环至蒸汽裂化步骤e)的步骤k)；

-在反应器中，在至少一种固定床加氢处理催化剂的存在下进行的将由步骤b)获得的瓦斯油馏分的至少一部分加氢处理的步骤l)，随后任选地进行将由步骤1)获得的加氢处理的瓦斯油馏分的至少一部分再循环至加氢裂化步骤c)的步骤m)。

有利地，并且如上文所述，根据本发明，可以用第一原料中的至少部分地由蒸汽裂化获得的热解油进行步骤a)，所述热解油已经预先进行了至少一个选自脱沥青和蒸汽汽提和/或氢气汽提的处理步骤。在汽提的情况下，可以将热解油中所含的一部分的轻质化合物送至另一个加氢裂化单元。

有利地，在根据本发明的另一变型中，可以用第一装料，即由蒸汽裂化获得的所谓的“全范围”热解油，也就是用未预先经过处理、分离、脱沥青和/或采用蒸汽和/或氢气的汽提步骤的热解油馏分进行步骤a)。在该变型中，热解油馏分的所有化合物在加氢转化单元中回收。

优选地，采用包含氧化铝载体和至少一种来自第VIII族的选自镍和钴的金属的多孔负载型催化剂进行加氢转化步骤a)，所述来自第VIII族的元素与至少一种来自第VIB族的选自钼和钨的金属组合使用。

优选地，采用包含可溶于第二原料的有机金属化合物或配合物的催化剂前体溶液进行加氢转化步骤a)。具体而言，所述前体溶液通常以稀释形式小心地混合/分散在原料中，并且通常与热解油中的分散体不相容。

因此，例如并且根据本发明，可以使用催化剂前体溶液，其包含可溶于基于烃的原料中的有机金属化合物或配合物，例如含有约15重量％的钼的2-乙基己酸钼配合物，将所述催化剂前体溶液与加氢转化步骤a)的第二原料的至少一部分混合。

有利地，根据本发明，在2-35MPa的绝压下、300-550℃的温度下，在0.05h^-1至10h^-1的时空速(HSV)下并在50-5000标准立方米(Nm³)每立方米(m³)液体原料的与原料混合的氢气量下进行加氢转化步骤a)。

通过液/液萃取进行的脱沥青的步骤a')、步骤h)和步骤i)中的至少一个可以在萃取介质中借助于非极性溶剂在一个步骤中进行，从而获得沥青馏分和脱沥青馏分。 。

通过液/液萃取进行的脱沥青的步骤a')、步骤h)和步骤i)中的至少一个可以在萃取介质中在两个步骤中进行，对于第一步骤而言借助于第一极性溶剂或第一非极性溶剂，对于第二步骤而言借助于第二非极性溶剂或第二极性溶剂。其也可以使用非极性溶剂和极性溶剂的混合物进行，以获得沥青馏分、轻质脱沥青馏分和重质脱沥青馏分：根据原料的性质和所需的沥青收率，来调节第一步骤和第二步骤的溶剂混合物中的所述一种或多种极性溶剂和所述一种或多种非极性溶剂的比例。

脱沥青步骤a')和脱沥青步骤h)中的至少一个可以在亚临界条件下，即在低于溶剂或溶剂混合物的临界温度的温度条件下进行。或者，这些步骤中的至少一个可以在超临界条件下(因此在高于所述临界温度的温度下)进行。

有利地，用于脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)的极性溶剂选自纯芳烃溶剂或环烷芳烃溶剂、包含杂元素的极性溶剂或其混合物、或富含芳烃的馏分(例如由流化床催化裂化(FCC)获得的馏分)、源自煤、生物质或生物质/煤混合物的馏分。

有利地，用于脱沥青步骤a')、脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)的非极性溶剂选自由饱和烃组成的溶剂，所述饱和烃具有大于或等于2、优选为2-9的碳数。

有利地，用于脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)的非极性溶剂选自丙烷、丁烷、戊烷、己烷和庚烷。

有利地，步骤a')和/或步骤h)和/或步骤i)采用以升/升表示的1/1至10/1的溶剂体积与原料体积之比进行。

优选地，第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例大于或等于5重量％，优选大于或等于10重量％，和/或优选小于或等于50重量％，特别是小于或等于25重量％或40重量％。

由于热解油原料的不饱和化合物和沥青质的含量，热解油原料很难在加氢转化单元中进行处理：通过调节热解油相对于加氢转化反应器的剩余常规原料的比例，从而使其优选保持小于50重量％，进一步5-25重量％，能够在不必改变加氢转化的操作条件、不存在操作难度的情况下完成。

第一原料可以仅由具有相同来源的由蒸汽裂化获得的热解油组成，或者由自获得其的蒸汽裂化之后已经历或未经历各种处理的若干种热解油(在存在或不存在中间储存下)组成。

优选地，加氢转化步骤a)的第二原料包含选自以下基于碳的化合物/烃化合物中的至少一种的烃：由原油的常压蒸馏或减压蒸馏获得的烃、由煤的直接液化获得的渣油馏分、减压瓦斯油、由单独或作为与煤的混合物的木质纤维素生物质的直接液化获得的渣油馏分、残余石油馏分。

优选地，分离步骤b)包括：-分离由步骤a)获得的流出物以获得至少一种石脑油馏分和至少一种瓦斯油馏分和在高于300℃的温度下沸腾的重质液体馏分的第一步骤；-分离所述在高于300℃的温度下沸腾的重质液体馏分以获得至少一种在最高565℃的温度下沸腾的减压瓦斯油类型的轻质液体馏分和在至少500℃的温度下沸腾的重质液体馏分的第二步骤。

附图说明

图1图示说明了根据一个实施方案的本发明方法的实施。

图2图示说明了根据第一方法变型的本发明方法的实施。

图3图示说明了根据第二方法变型的根据本发明的方法的实施。

图4图示说明了根据第三方法变型的根据本发明的方法的实施。

实施方案的描述

出乎意料的是，本发明已经显示了新方法可以有利地利用包含热解油(简称为“py油”)的原料作为轻质成品而不会在炼油厂装置中另外引起任何实施问题。

下面描述用于根据本发明的方法的加氢转化步骤a)的原料：

用于根据本发明的方法的加氢转化处理的原料是混合物，其包含由蒸汽裂化单元获得的热解油馏分的至少一部分(“第一原料”)和由初沸点为至少300℃的“重质”烃组成的原料(“第二原料”)。“初沸点”或IBP的定义如下：根据ASTM标准的初沸点确定了在蒸馏过程中出现第一滴冷凝液时的温度(终沸点本身确定了蒸馏过程中的最高温度)。

优选地，“第二”装料由具有至少520℃、优选至少550℃的初沸点的所谓重质烃组成。

所述第二原料有利地选自以下原料：由煤直接液化产生的渣油馏分(例如，由H-Coal™工艺产生的常压渣油或减压渣油)或H-Coal™减压瓦斯油或由单独或作为与煤的混合物的木质纤维素生物质的直接液化产生的渣油馏分和/或残余石油馏分。这种类型的原料通常富含杂质，其中金属含量为至少20重量ppm，优选至少50重量ppm，特别是至少100重量ppm，特别是至少150重量ppm。硫含量为至少0.5重量％，特别是至少1重量％，特别是大于2重量％。C7沥青质含量特别是大于1重量％，特别是1重量％-40重量％，更优选为2重量％-30重量％，还更优选为5重量％-30重量％。

优选地，所述第二装料中的康拉逊残炭含量通常大于或等于10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，其代表了在标准温度和压力条件下燃烧后产生的碳残余物的量的众所周知的评估手段。

所述第二原料可以是具有由“常规”原油(API度>20°)、重质原油(API度为10°-20°)、或超重质原油(API度<10°)、或由原油产生的常压渣油或减压渣油类型的石油来源。所述原料可以具有不同的地理和地球化学来源(I型、II型、IIS型或III型)，其熟化度(degrees of maturity)和生物降解度也不同。

所述第一原料是例如由处理石脑油或柴油或LPG(液化石油气)或VGO(减压瓦斯油)或原油原料、优选石脑油类型的原料的蒸汽裂化器获得的热解油。所述热解油通常包含相对于裂化而言高度难裂化且重质的分子，特别是大部分(通常大于50体积％)为300℃+。

所述热解油馏分在加氢转化步骤a)的总原料中的比例有利地大于或等于5重量％、和/或有利地小于或等于40重量％。其优选为5-25重量％。

所述热解油中的C7沥青质的含量通常大于15重量％，更优选大于20重量％，并且小于或等于40重量％。C7沥青质是已知通过其形成基于重质烃的渣油(通常称为焦炭)的能力和通过其产生沉积物的趋势两者来抑制渣油馏分转化的化合物，这两者都极大地限制了加氢处理和加氢转化单元的可操作性。

所述热解油中的康拉逊残炭含量通常大于或等于5重量％，更优选大于或等于15重量％、或甚至大于或等于35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压力条件下燃烧后产生的碳残余物的量的众所周知的评估手段。

通常，所述热解油包含不饱和化合物。它们的含量通常大于或等于1重量％，优选大于10重量％，和/或小于或等于30重量％，优选小于或等于25重量％。所述不饱和化合物在蒸汽裂化步骤中形成。热解油具有小于或等于10％的饱和化合物含量，优选小于或等于5％的饱和化合物含量。对于深度加氢转化单元而言典型的常规减压渣油原料选自不含不饱和化合物的原料，因为这些化合物导致形成降低设备性能的胶质物。

有利地，所述热解油具有大于或等于10重量％、优选大于或等于25重量％、更优选大于或等于40重量％、和/或小于或等于90重量％、优选小于或等于75重量％的芳族化合物和树脂含量。所述热解油的芳族化合物和树脂包括在“稳定化”分子中，因为它们可以在加氢转化步骤期间，特别是在沸腾床反应器中，将沥青质分子保持在溶液中并减少这些分子的沉淀。

如上所述，由于不饱和化合物和沥青质的含量，热解油原料难以在加氢转化单元中处理；因此，调整了加氢转化原料中的油的比例。

此外，所述热解油具有低含量的杂质，因为相对于典型的加氢转化单元原料，蒸汽裂化器原料含有很少的杂质。所述热解油中的硫含量通常大于0.01重量％，更优选大于或等于0.02重量％，并且小于或等于1重量％，优选小于或等于0.07重量％。

所述热解油的金属含量相对较低，典型地为小于30重量ppm、优选小于或等于10重量ppm的金属。

根据本发明，在上述第二原料的存在下，在加氢转化单元中处理热解油原料。

在根据本发明的方法的第一变型中，在两个步骤中进行脱沥青步骤h)的情况下，将由步骤h)获得的重质脱沥青的未转化的渣油的至少一部分作为与包含热解油的剩余原料的混合物送至加氢转化步骤a)的上游。

在根据本发明的方法的第二变型中，在一个或两个步骤中进行脱沥青步骤a')的情况下，将由步骤a')获得的重质脱沥青油的至少一部分送入步骤a)。

下文将描述所考虑的根据本发明的方法的各个步骤，包括任选步骤。

加氢转化步骤a)：

加氢转化步骤a)可以在一个或多个沸腾床反应器中进行。可以提及例如由Axens许可的H-Oil技术，由Chevron-Lummus-Global许可的LC-Fining技术，它们被描述在许多文献中。沸腾床技术使用挤出物形式的负载型催化剂，其直径通常为约1mm或小于1mm。催化剂保留在反应器内部，不随产物一起排出。

或者，加氢转化步骤a)可以在一个或多个“浆料”加氢转化反应器中进行。可以提及例如由ENI许可的EST技术，由Chevron-Lummus-Global许可的VRSH技术，或由UOP许可的SRC-Uniflex技术。浆料加氢转化技术使用以非常小的颗粒形式分散的催化剂，其尺寸为几十微米或更小(通常为0.001-100 µm)。将催化剂或其前体与待转化的原料一起注入反应器的入口处。催化剂与原料和经过转化的产物一起经过反应器，然后它们与反应产物一起被带出反应器。分离后发现它们存在于重质渣油馏分，例如未转化的减压渣油中。

或者，加氢转化步骤a)可以在一个或多个固定床加氢转化反应器中进行。可以提及例如在至少两个步骤中的HYVAHL™加氢处理工艺，其中第一步骤包括固定床中的一个或多个HDM(加氢脱金属)区，其之前是也在固定床中，但为串联布置的至少两个HDM保护区(也称为“可交换反应器”)，从而可以循环使用，并实现固定床的高性能水平的连续运行；并且其中在第二步骤中，来自第一步骤的流出物在加氢处理条件下经过加氢处理催化剂。在这种类型的方法中，相对于总原料，所获得的转化率可高达30-40重量％。

在氢气的存在下的加氢转化步骤a)优选在至少一个三相反应器中进行，所述反应器包含至少一种加氢转化催化剂并与沸腾床共同起作用，具有上升的液体和气体物流。所述反应器还包括在能够产生具有降低的康拉逊残炭含量、金属含量、硫含量和氮含量的液体原料的条件下至少一个用于从所述反应器中取出所述催化剂的构件，以及至少一个用于向反应器供应新鲜催化剂的构件。根据本发明的方法的步骤a)有利地在例如如专利US-A-4521 295或US-A-4 495 060或US-A-4 457 831或US-A-4 354 852或论文“ Aiche，1995年3月19日至23日，Houston，Texas，论文编号46d，Second generation ebullated bedtechnology”中所述的H-Oil^TM工艺的条件下进行。

进行步骤a)，从而将包含热解油或热解油的一部分的第一原料和具有优选至少300℃的初沸点的第二原料分别进料至加氢转化步骤a)中。

优选地，将包含热解油的第一原料直接注入反应器中或第一加氢转化反应器的入口管线中的第二原料中。在后一种情况下，入口管线的长度是足够短的，从而使得第一原料和第二原料不会均化，特别是在温度方面。如上所述，在其中已经对热解油进行了预先处理的情况下(当其由更特别地涉及其脱沥青的步骤a')或步骤i)获得时)，所考虑的热解油也可以是热解油馏分。

加氢转化步骤a)在至少一个进料有第一原料(所述第一原料包含优选与第二原料分开预热的热解油或热解油馏分的一部分)的加氢转化反应器中进行。将所述包含热解油的第一原料预热至的温度优选大于或等于80℃，优选小于或等于180℃，更优选小于或等于120℃，通常借助于原料/流出物交换器。用于预热所述第一原料的系统不包括炉辐射区。

在将第二原料进料至其中进行加氢转化步骤的反应器之前，将第二原料预热至的温度优选大于或等于250℃，优选小于或等于400℃，例如300-400℃，通常是借助于一组原料/流出物交换器，然后是炉。

在根据本发明的方法的所有变型中，步骤a)的加氢转化催化剂优选包含多孔负载型催化剂和胶体催化剂或分子催化剂。胶体催化剂或分子催化剂提供了除多孔负载型催化剂的催化活性之外的催化活性。

所述胶体催化剂或分子催化剂通常在将原料引入步骤a)的反应器、特别是引入沸腾床反应器之前或期间在原料中原位形成。根据一个实施方案，将包含可溶于基于烃的原料的有机金属化合物或配合物的催化剂前体溶液与加氢转化单元的第二原料的至少一部分混合。在催化剂形成之前，在原料中获得前体的非常高的分散度可实现催化剂前体的最大效率。催化剂前体的一个实例是含有约15重量％的钼的2-乙基己酸钼配合物。它用于形成二硫化钼。其他催化剂前体尤其是辛酸钼或钒、萘甲酸钼或钒、六羰基钼、六羰基钒或五羰基铁。加氢裂化催化剂是例如由HTI公司以HCAT名称出售的产品。

当反应器采用沸腾床操作时，在根据本发明的方法的步骤a)中使用的多孔负载型加氢转化催化剂有利地是尺寸为约1mm的颗粒状催化剂。它通常为挤出物或珠粒形式。

在所述方法的步骤a)中使用的多孔负载型加氢转化催化剂包括载体，所述载体的孔分布适合于原料的处理，所述载体优选为无定形的，并且所述载体非常优选为氧化铝，在某些情况下也设想二氧化硅-氧化铝载体。所述催化剂还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。

优选地，所述多孔负载型加氢转化催化剂包含镍作为第VIII族元素和钼作为第VIB族元素。以氧化镍(NiO)的重量表示的镍含量有利地为0.5重量％-15重量％，优选为1重量％-10重量％，并且以三氧化钼(MoO₃)的重量表示的钼含量有利地为1重量％-40重量％，优选为4重量％-20重量％。所述催化剂还可以有利地包含磷，氧化磷的含量优选小于20重量％，优选小于10重量％。

当所述多孔负载型加氢转化催化剂用于沸腾床反应器中时，可以采用新鲜催化剂来部分地替换用过的多孔负载型加氢转化催化剂，通过优选在反应器的底部取出用过的催化剂，并通过在反应器的顶部或底部引入新鲜的或再生的或更新的催化剂，优选以规则的时间间隔，优选偶发地或实质上连续地。采用新鲜催化剂替换用过的加氢转化催化剂的程度有利地为0.01千克至10千克每立方米处理的原料，优选为0.3千克至3千克每立方米处理的原料。采用有利地允许该加氢转化步骤连续运行的设备来进行该取出和该替换。

在加氢转化步骤a)中使用的多孔负载型加氢转化催化剂在能够使液体原料具有降低的金属含量、降低的康拉逊残炭含量和降低的硫含量，并且可以获得转化成轻质产品(也就是说特别是转化成石脑油馏分和瓦斯油燃料馏分)的高转化率的条件下有利地能够同时实现脱金属和脱硫。

可以在一个或多个加氢转化步骤反应器中一起使用胶体催化剂或分子催化剂和多孔负载型催化剂。

为了确保催化剂前体溶液在第二原料中的充分分散的混合物，优选将催化剂前体溶液与由烃(例如减压瓦斯油、倾析油、循环油或轻质瓦斯油或芳族溶剂)组成的稀释剂预混合以获得稀释的前体溶液。通常，稀释的前体溶液是在环境温度下制备的。通常，稀释的前体溶液具有1.5重量％-2.5重量％的金属浓度。稀释的前体溶液可任选地经历在足以使硫化氢从含硫的烃分子中释放、使催化剂前体转化成金属硫化物形式的催化剂和/或转化成具有极小尺寸的胶体颗粒的温度下加热的步骤。

通常，然后将任选地稀释的催化剂前体溶液以使总原料中的金属含量通常大于或等于1重量ppm、优选大于或等于10重量ppm、更优选大于或等于50重量ppm、优选小于或等于1000重量ppm、优选小于或等于750重量ppm、更优选小于或等于500重量ppm的量与加氢转化步骤的第二原料混合。然后使由第二原料和任选地稀释的前体溶液组成的混合物任选地经历加热至足以使硫化氢从含硫的烃分子中释放、使催化剂前体转化成金属硫化物形式的催化剂和/或转化成具有极小尺寸(即小于100 nm，优选小于约10 nm，还更优选小于约5 nm，再更优选小于约1 nm)的胶体颗粒的温度的步骤。

金属前体添加系统通常包括向其中装入催化剂前体溶液的容器以及用烃进行任选的稀释所必需的设备。所述系统根据需要优选位于一个或多个沸腾床反应器的下游。最后，所述系统有利地包括一个或多个预热区，以引起催化剂前体组合物的分解和/或使原料和/或稀释剂释放出可与金属结合的硫。

根据本发明的原料的加氢转化步骤a)通常在于2-35MPa、优选5-25MPa、优选6-20MPa的绝压、300-550℃、优选350-500℃的温度下操作的反应器中进行。时空速(HSV)和氢气分压是根据待处理产品的特性和所需转化率选择的参数。优选地，HSV为0.05h^-1至10h^-1，优选为0.1h^-1至5h^-1。与原料混合的氢气的量优选为50-5000标准立方米(Nm³) 每立方米(m³)液体原料，优选100-2000Nm³/m³，非常优选200-1000Nm³/m³。

步骤a)有利地在至少一个、优选两个或甚至多于两个的串联的沸腾床三相加氢转化反应器，优选一个或多个具有中间倾析容器的三相加氢转化反应器中进行。每个反应器有利地包括再循环泵，所述泵使得可以通过使有利地在反应器的顶部被取出并在反应器的底部被再注入的液体馏分的至少一部分连续再循环而将催化剂保持在沸腾床中。

分离步骤b)：

然后，根据本发明方法的步骤b)，对由加氢转化步骤a)获得的流出物进行分离步骤，以获得在低于300℃的温度下沸腾的轻质液体馏分，以及在至少300℃的温度下沸腾的重质液体馏分。或者，获得的轻质液体馏分可以在低于350℃的温度下沸腾，而获得的重质液体馏分可以在至少350℃的温度下沸腾。优选地，获得的轻质液体馏分可以在低于375℃的温度下沸腾，而获得的重质液体馏分可以在至少375℃的温度下沸腾。这些温度对应于被称为轻质馏分和重质馏分两者之间的分馏点。

优选地，所述分离首先包括一个或多个串联的闪蒸容器，优选地两个连续的闪蒸容器序列。

然后通过本领域技术人员已知的任何分离手段，例如通过流经闪蒸容器，有利地将直接在分离步骤b)的出口处获得的轻质馏分与包含氢气的轻质气体和包含1-4个碳原子的气体馏分分离，以获得在低于300℃的温度下沸腾的轻质液体馏分，从而回收氢气，有利地将氢气再循环到加氢转化步骤a)中。

有利地与所述轻质气体分离并在低于300℃、优选低于350℃、优选低于375℃的温度下沸腾的所述轻质液体馏分包含溶解的轻质气体(C5 +)、在低于150℃的温度下沸腾的馏分(对应于石脑油)、在150-250℃下沸腾的任选馏分(对应于煤油馏分)、以及在250-375℃下沸腾的瓦斯油馏分的至少一部分。有利地将所述轻质液体馏分送至分离步骤，优选在蒸馏塔中，以从其中分离出所述石脑油馏分、煤油馏分和瓦斯油馏分。

在高于300℃、优选高于350℃、优选高于375℃的温度下沸腾的重质液体馏分包含在250-375℃下沸腾的瓦斯油馏分的至少一部分、在375-540℃下沸腾的馏分(称为减压瓦斯油)、以及在高于540℃的温度下沸腾的馏分(称为未转化的减压渣油)。因此，所述重质液体馏分包含中间瓦斯油的至少一部分，优选在250-375℃的温度下沸腾的瓦斯油馏分的至少一部分。

在根据本发明的方法的一个变型中，在被送至根据本发明的脱沥青步骤之前，有利地使所述重质液体馏分经历蒸汽和/或氢气汽提步骤。该步骤能够(至少部分地)去除所述重质液体馏分中包含的减压瓦斯油(减压瓦斯油或VGO)馏分。

在根据本发明的方法的第一变型和第三变型中，对由步骤b)产生的在高于500℃、优选高于540℃的温度下沸腾的重质液体馏分的至少一部分进行脱沥青步骤h )或脱沥青步骤i)。

脱沥青步骤a')、脱沥青步骤h)和脱沥青步骤i)：

脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)包括使待脱沥青的馏分在萃取介质中与至少一种溶剂或甚至溶剂混合物接触。根据原料的性质和所需的沥青萃取程度来调节溶剂的性质和/或溶剂混合物的比例。

根据所用溶剂，脱沥青馏分的收率和该馏分的品质可能会有所不同。举例来说，当从含三个碳原子的溶剂变为含七个碳原子的溶剂时，脱沥青馏分的收率增加，但对应地，杂质(沥青质、金属、康拉逊残炭、硫、氮等)的含量也增加。

而且，对于给定的溶剂而言，操作条件的选择、特别是温度和注入的溶剂量的选择对脱沥青馏分的收率和该馏分的品质有影响。本领域技术人员可以选择获得小于3000ppm的沥青质含量的最佳条件。

根据本发明，脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)优选在产生包含最多10000重量ppm的沥青质、优选最多2000重量ppm的沥青质的脱沥青馏分(DAO)的条件下进行。

脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)可以在一个步骤或两个步骤中进行。

一步脱沥青步骤的使用被称为“常规脱沥青”。此方法的原理是基于通过将待处理的原料在两个相中沉淀来分离：

-“脱沥青油”或“油基质”或“油相”或DAO相；

-和“沥青相(asphalt phase)”或偶尔的“沥青相(pitch phase)”，其尤其包含难裂化分子结构。由于其平庸的品质，沥青是精炼方案的不利产物，建议将其最小化。

优选地，使用非极性溶剂进行通过在一个步骤中进行的液/液萃取脱沥青的步骤a')和/或步骤h)和/或步骤i)，从而获得富含沥青的沥青馏分和贫含沥青的DAO脱沥青油馏分。

以下将两步脱沥青步骤的使用称为“选择性脱沥青”。与常规脱沥青相比，在两个步骤中进行的脱沥青方法能够选择性地去除“最终的”沥青馏分，即特别是包含原料的最难裂化结构的馏分。

当在两个步骤中进行脱沥青步骤时，可以将一部分的极性结构(例如，重质树脂和作为沥青相主要成分的沥青质)保持在所产生的DAO油的溶液中。调整第一步骤和第二步骤中使用的一种或多种溶剂的性质可以选择保持溶解在DAO油基质中的极性结构。

因此，选择性脱沥青可以从在脱沥青步骤中处理的馏分中选择性地萃取该馏分包含的仅一部分沥青。优选地，将最极性和最难裂化的结构萃取到沥青相中。根据本发明的方法萃取的沥青对应于基本上由最难裂化的多芳族和/或杂原子分子结构组成的最终沥青。

优选地，当在两个步骤中进行脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)时，第一脱沥青步骤产生沥青馏分和脱沥青油DAO。有利地，第二脱沥青步骤处理由第一步骤获得的所述脱沥青油DAO。有利地，所述第二脱沥青步骤产生轻质脱沥青油DAO和重质脱沥青油DAO。

脱沥青步骤中的DAO油的收率由以下关系式表示：

DAO油的收率=脱沥青油DAO馏分流量/处理的馏分流量。

结果可以以绝对值(0-1)或百分比(0％-100％)的形式给出。

当在两个步骤中进行脱沥青时，脱沥青油馏分的流量由轻质脱沥青油馏分的流量和重质脱沥青油馏分的流量之和组成。

沥青收率通过以下关系式与DAO油收率相关联：

沥青收率= 100-[DAO油收率]或1-[DAO油收率]

结果可以以绝对值(0-1)或百分比(0％-100％)的形式给出。

与常规脱沥青相比，选择性脱沥青的优点是可以提高脱沥青油DAO的收率。对于给定的重质液体馏分而言，所获得的DAO油的收率最高达到75％(采用正庚烷萃取)，通过调节极性溶剂和非极性溶剂的比例，选择性脱沥青可以覆盖75％-99.9％的脱沥青油DAO的收率范围。

脱沥青油DAO的收率有利地为10％-70％，优选为10％-50％，更优选为10％-35％。所获得的沥青收率有利地小于或等于70重量％，优选小于或等于50重量％，优选小于或等于35重量％。

选择性脱沥青步骤a’和/或选择性脱沥青步骤h)和/或选择性脱沥青步骤i)可以在一个或多个萃取塔中、优选在混合器-倾析器中进行。根据所选择的实施方式，通过液/液萃取在一个步骤或两个步骤中进行该步骤。步骤a’)和/或h)和/或i)的液/液萃取在对于溶剂或溶剂混合物而言亚临界的条件下，即在低于溶剂或溶剂混合物的临界温度的温度下进行。萃取温度有利地为50-350℃，优选90-320℃，更优选150-310℃，并且压力有利地为0.1-6MPa。

根据本发明的溶剂混合物的体积(溶剂的体积)与重质液体馏分的体积之比(以升/升表示)通常为1/1至10/1，优选为2/1至8/1。

有利地，根据本发明，在脱沥青步骤a'和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)中使用的极性溶剂选自环烷-芳族或纯芳族溶剂，包含杂元素的极性溶剂或它们的混合物，或富含芳烃的馏分，例如由FCC产生的馏分或源自煤、生物质或生物质/煤混合物的馏分。

有利地，根据本发明，步骤a')和/或步骤h)和/或步骤i)采用以升/升表示的1/1至10/1的溶剂体积与原料体积之比进行。

有利地，根据本发明，用于脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)的一种或多种非极性溶剂选自由饱和烃组成的溶剂。所述饱和烃包含大于或等于2、优选2-9的碳数。这些饱和烃溶剂以纯物质形式或作为混合物(例如：烷烃和/或环烷烃的混合物或石脑油型的轻质石油馏分的混合物)使用。

有利地，根据本发明，在脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)中使用的非极性溶剂选自丙烷、丁烷、戊烷、己烷和庚烷。

优选地，脱沥青步骤a')和/或脱沥青步骤h)和/或脱沥青步骤i)在两个步骤中进行，第一步骤使用第一非极性溶剂，第二步骤使用第二非极性溶剂。所述第一非极性溶剂和第二非极性溶剂优选选自丙烷、丁烷、戊烷、己烷和庚烷。根据一个优选的变型，第一非极性溶剂和第二非极性溶剂由丙烷组成。

在第二脱沥青步骤中，希望从重质馏分中萃取的产物优选具有高于溶剂的沸点的沸点，从而避免了在萃取之后在溶剂与轻质脱沥青的分离过程中收率的损失。具体而言，在溶剂和轻质脱沥青油的分离过程中，任何沸点低于溶剂沸点的化合物都不可避免地与溶剂一起离开，因此所得轻质脱沥青油的量将减少。

所用的极性溶剂可以选自纯芳族溶剂或环烷-芳族溶剂，包含杂元素的极性溶剂或其混合物。芳族溶剂有利地选自单芳烃，优选苯、甲苯或二甲苯，单独地或作为混合物使用；二芳烃或多芳烃；环烷-芳烃，例如四氢化萘或茚满；杂芳族(基于氧、基于氮或基于硫)芳烃或任何比饱和烃更具极性的其他化合物种类，例如二甲基亚砜(DMSO)，二甲基甲酰胺(DMF)或四氢呋喃(THF)。

在根据本发明的方法中使用的极性溶剂也可以是富含芳烃的馏分。根据本发明的富含芳烃的馏分可以是例如由FCC(流体催化裂化)获得的馏分，如LCO(轻质循环油)。

优选地，所用的极性溶剂是纯物质或与另一种芳烃的混合物的单芳烃。

任选地，将由在一个步骤中进行的步骤h)获得的所述脱沥青油DAO馏分的至少一部分，任选地作为与由步骤b)获得的减压瓦斯油馏分的至少一部分、优选全部的混合物送入加氢裂化步骤c)。

任选地，将由在两个步骤中进行的步骤h)获得的重质脱沥青油DAO馏分的至少一部分再循环至加氢转化步骤a)的上游，并将由在两个步骤中进行的步骤h)获得的轻质脱沥青油馏分的至少一部分任选地作为与由步骤b)获得的减压瓦斯油馏分的至少一部分、优选全部的混合物送入加氢裂化步骤c)。

在一个变型中，在蒸汽汽提和/或氢气汽提步骤之后对原料进行所述脱沥青步骤。

在一个变型中，将由步骤b)获得的常压渣油的一部分直接送至脱沥青步骤h)或脱沥青步骤i)。

加氢裂化步骤c)：

将由步骤b)获得的减压瓦斯油馏分的至少一部分以及任选的第二馏分加氢裂化的步骤c)在包含至少一种固定床加氢裂化催化剂的反应器中进行。

所述第二任选馏分包含一种或多种其他原料，其通常选自在减压分馏的出口处获得的直馏减压瓦斯油(“直馏” VGO)和轻质减压馏出物(或“轻质减压瓦斯油”，LVGO)和重质减压馏出物(“重质减压瓦斯油”或“ HVGO”)、以及产生自其他精炼单元的馏分，例如焦化器单元重质瓦斯油、焦化器单元轻质瓦斯油或来自加氢转化步骤的瓦斯油。

当加氢裂化步骤c)处理包含热解油馏分的物流时，然后有利地将该馏分独立于剩余的原料进料至加氢裂化反应器中。实际上，前述的任选的脱沥青步骤可以产生包含热解油馏分且往往被送至加氢裂化步骤的物流。应当注意的是，当通过“双重”液/液萃取来进行时，任选步骤a')和任选步骤i)分别产生轻质脱沥青的热解油和轻质脱沥青的热解油馏分。另外，在其中将热解油在后期在步骤a)结束时或步骤b)期间引入来稳定化加氢转化的流出物的特定情况下，任选的脱沥青步骤h)可以在两个连续的步骤中进行，从而获得轻质脱沥青的未转化的渣油，所述未转化的渣油可以包含热解油馏分。

当加氢裂化步骤c)处理包含热解油馏分的物流时，则将包含热解油馏分的物流预热至优选大于或等于80℃、更优选大于或等于90℃、和/或优选小于或等于180℃、更优选小于或等于150℃、甚至更优选小于或等于120℃的温度，通常借助于原料/流出物交换器。用于预热该原料的系统不包括炉辐射区。

在进料至进行加氢裂化步骤的反应器之前，将剩余的原料预热至优选大于或等于250℃，优选小于或等于400℃，例如300-400℃的温度，通常借助于一系列原料/流出物交换器器，然后是炉。

当加氢裂化步骤c)处理包含热解油馏分的物流时，将包含热解油馏分的物流引入加氢裂化反应段的反应器中，该加氢裂化反应段可以包括一个或多个步骤，并且在每个步骤中包括一个或多个、通常至少两个串联的反应器。引入可以在各个步骤中进行，特别是在最上游的第一反应器中，或在偏下游的一个或多个后续的反应器中。可以将两种原料引入反应单元的相同反应器或不同反应器中。引入优选在第一步骤的第一反应器中或在第二步骤的第一反应器中进行。

加氢裂化步骤c)有利地处理由加氢转化步骤a)获得的柴油馏分。

加氢裂化步骤c)可以作为“单程”步骤进行，首先包括彻底的加氢精制，其目的是在将流出物完全送至实际的加氢裂化催化剂之前，对原料进行彻底的加氢脱氮（hydrodeazotization）和脱硫，特别是在所述催化剂包含沸石的情况下。任选地，可以将一部分未转化的流出物再循环到加氢裂化步骤c)的入口中。

或者，根据优选的变型，加氢裂化步骤c)可以“分两步”进行，从而使得第一步骤的目的，与“单程”法中一样，是对原料进行加氢精制，而且还实现了通常约30重量％-60重量％的所述原料的转化率。在两步加氢裂化方法的第二步骤中，通常仅处理第一步骤中未转化的那部分原料。两步法的目的是使原料的总转化率达到通常约60重量％-99.9重量％。

常规的加氢精制催化剂通常包含至少一种无定形载体和至少一种加氢脱氢元素(通常是至少一种来自第VIB族和第VIII族的非贵金属元素，以及通常是至少一种来自第VIB族的元素和至少一种来自第VIII族的非贵金属元素)。

可以单独地或作为混合物用于加氢精制催化剂中的载体例如是氧化铝、卤化氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、粘土(例如，选自天然粘土，如高岭土或膨润土)、氧化镁、氧化钛、氧化硼、氧化锆、磷酸铝、磷酸钛、磷酸锆、木炭或铝酸盐。优选使用包含本领域技术人员已知的所有形式的氧化铝的载体，甚至更优选氧化铝，例如γ-氧化铝。

调节加氢裂化步骤c)的操作条件，以使所需馏分的产量最大化，同时确保加氢裂化单元的良好可操作性。一个或多个反应区中使用的操作条件通常是300-550℃、优选350-500℃的催化床的平均温度(WABT或“加权平均床温”)。

压力通常为5-35MPa，优选6-25MPa。时空速HSV(原料的流量/催化剂的体积)通常为0.1至10h^-1，优选0.2至5h^-1。

引入一定量的氢气，从而使得在加氢裂化步骤的入口处的以m³氢气每m³烃表示的体积比为300-2000m³/m³，通常为500-1800m³/m³，优选为600-1500m³/m³。

在加氢裂化方法中使用的加氢裂化催化剂通常是双功能类型的，其结合了酸功能和氢化功能。可以通过具有大表面积(150至800m².g^-1)且具有表面酸度的载体(例如卤化(特别是氯化或氟化)氧化铝、硼和氧化铝的组合、称为无定形加氢裂化催化剂的无定形二氧化硅/氧化铝和沸石)来提供酸功能。可以通过一种或多种来自元素周期表第VIII族的金属或至少一种来自周期表第VIB族的金属和至少一种来自第VIII族的金属的组合来提供氢化功能。

所述加氢裂化催化剂还可包含至少一种结晶酸功能(例如沸石Y)、或无定形酸功能(例如二氧化硅-氧化铝)、至少一种载体和加氢脱氢功能。

任选地，它也可以包含至少一种选自硼、磷和硅的元素，至少一种第VIIA族元素(例如氯或氟)，至少一种第VIIB族元素(例如锰)，至少一种第VB族元素(例如铌)。

蒸汽裂化步骤e)：

蒸汽裂化步骤e)包括由天然气或石油获得的饱和烃在蒸汽的存在下的热解，以产生不饱和的脂族或芳族烃馏分。然后将所述馏分用于合成大量产品，例如聚乙烯或丙烯。通常，在蒸气裂化步骤中，在蒸汽的存在下将原料引入至少一个蒸汽裂化炉中，以产生包含至少轻质烯烃(包含C2至C4烯烃中的至少一种的轻质烯烃)、C5+烃的流出物；从流出物中分离出包含轻质烯烃的第一馏分和包含C5+烃的第二馏分。

有利地，蒸汽裂化单元以本领域技术人员已知的方案和适应的操作条件处理石脑油和任选的柴油类型的原料。

有利地，蒸汽裂化单元处理由根据本发明的方法的前述步骤获得的石脑油和任选的柴油馏分：特别是在外部石脑油原料的存在下，由步骤a)的加氢转化单元获得的石脑油和/或由加氢裂化步骤c)获得的石脑油和/或任选的柴油。

通常，限制在蒸汽裂化炉中的停留时间，从而限制重质产物的形成。此外，对流出物进行急冷，从而在炉的出口处将流出物的组成固定。

通常，蒸汽裂化炉的操作温度取决于原料的性质。优选地，所述蒸汽裂化炉适于处理石脑油类型的原料。

在根据本发明的方法的所有变型中，向蒸汽裂化步骤e)进料由加氢裂化步骤c)的流出物的分馏获得的瓦斯油馏分，和任选地，在任选的加氢处理步骤j)之后由加氢转化步骤a)的分馏获得的瓦斯油馏分。

任选地，向蒸汽裂化步骤e)进料由加氢裂化步骤c)获得的未转化的减压柴油。当加氢裂化单元是“单程”单元时，无论是否将一部分未转化的流出物再循环，特别有利地在蒸汽裂化器中处理这种原料。

在根据本发明的方法的不同变型中，用于蒸汽裂化单元的原料可以包含外部原料，其对应于专用炉或与处理通过根据本发明的方法的步骤产生的原料的炉相同的炉。所述外部原料变化很大，范围从轻质饱和烃(例如乙烷、丙烷或乙烷-丙烷混合物)到或多或少的重质石油馏分，例如石化石脑油、瓦斯油或减压瓦斯油，甚至任选的原油。

通常，蒸汽裂化步骤在由一定数量的炉、急冷锅炉和分馏列（train）组成的装置中进行。基于烃的原料经由炉的对流区A（在此将其预热）进入单元的热段，然后与同样在该相同区中预热的蒸汽混合；然后，烃和水流经所述炉的实际辐射区B，在这里，温度迅速升高并发生热解反应。为了避免任何随后的反应，在炉的出口处，通过急冷将流出物固定在其动力学演变可能性，通常所述急冷分两步进行：首先用水间接急冷，然后使用重质渣油热解副产物直接急冷。然后将流出物转移到初级分馏塔F中，在该塔的底部处分离出称为“热解油”的重质渣油和取出的蒸汽裂化汽油馏分和水，而轻质热解产物则以气态形式在顶部离开。

在压缩，用氢氧化钠洗涤(以除去H₂S和酸性气体)并干燥后，然后使这些轻质流出物进入单元的冷段，该冷段可以以若干种方式设计，但都要确保从富含芳烃的蒸汽裂化汽油的补充馏分(complementary fraction)中分离出氢气、99.9质量％的乙烯、95质量％(可能全部或部分达到99.5质量％)的丙烯、含25质量％-50质量％丁二烯的C4馏分。

定义：

在本文中，“石脑油”表示其最轻质的成分包含5个碳原子，并且其终沸点可高达约200℃的石油馏分。根据它们的蒸馏温度来区分轻质石脑油和重质石脑油，轻质石脑油的终沸点为100℃-140℃，重质石脑油的终沸点为约200-220℃。

在本文中，术语“瓦斯油”表示特别是通过其馏程表征的液体石油馏分。区别在于轻质瓦斯油或常压瓦斯油在250℃-350℃馏出，重质瓦斯油或“减压”瓦斯油的沸点为350-450℃或者甚至500℃。

在本文中，术语“加氢裂化”涵盖包括至少一个在氢气的存在下使用至少一种催化剂转化原料的步骤的裂化过程。

在本文中，术语“胶体催化剂”表示具有胶体尺寸的颗粒的催化剂，例如直径小于或等于约100nm，更优选直径小于或等于约5nm，最优选直径小于或等于约1nm。术语“胶体催化剂”包括“分子催化剂”但不限于“分子催化剂”。

在本文中，术语“分子”催化剂表示基本上“溶解”在易于发现该催化剂的馏分中或与该馏分中的其他催化化合物或分子完全分离的催化剂。该术语还指非常小的催化剂颗粒，其仅包含连接在一起的少量催化剂分子(例如15个分子或更少)。

为了图示说明的目的，图1给出了根据本发明的一个实施方案的方法的实施。在包括例如至少一个沸腾床的反应段10中进行由热解油组成的第一原料01的加氢转化步骤a)。也在步骤a)中处理由例如由VR(减压渣油)原油蒸馏获得的减压渣油类型的烃组成的第二原料02，但是将其独立于第一原料进料至第一反应器中。加氢转化步骤a)优选在胶体催化剂或分子催化剂的存在下进行，所述胶体催化剂或分子催化剂通过将催化剂前体03添加至反应段而获得。深度加氢转化单元10将原料精炼和裂化成流出物11，其包含大量气体21、轻质石脑油(LN)和重质石脑油(HN)22、瓦斯油(GO)23和减压瓦斯油(VGO) (作为一种或两种轻质减压瓦斯油(LVGO) 馏分31和重质减压瓦斯油(HVGO)馏分32)。在步骤b)中将这些不同的产物分离，步骤b)包括常压分馏段20，然后是减压分馏段30。在减压蒸馏的底部处，仍有未转化的减压渣油(VR)物流33，其通常有利地用作燃料。

加氢裂化步骤c)在固定床加氢裂化单元(HCK)60中进行。该单元实现了由加氢转化单元获得的减压瓦斯油(VGO)31和32的至少一部分和例如SR-VGO(直馏减压瓦斯油，其是通过原油的直接蒸馏获得的减压瓦斯油)91和其他相容性原料的转化。加氢裂化步骤c)产生包含大量石脑油61、瓦斯油62和未转化的减压瓦斯油63的流出物。

在根据本发明的方法中，当加氢裂化步骤c)作为单程步骤进行时，可以将未转化的减压瓦斯油63送至蒸汽裂化步骤e)。在另一个变型中，当加氢裂化步骤c)以例如最大化石脑油和/或任选的瓦斯油的产量的目的分两步进行时，则将由步骤c)获得的石脑油和/或任选的瓦斯油送至蒸汽裂化步骤e)。

蒸汽裂化步骤e)以及蒸汽裂化之前的分馏步骤d)和蒸汽裂化之后的分馏步骤f)在通常包括一定数量的炉、急冷锅炉和蒸馏列的蒸汽裂化单元100中进行。原料由加氢裂化单元60获得的石脑油61和/或任选的瓦斯油62、任选的由直接蒸馏获得的石脑油65和/或任选的由步骤10获得的石脑油22和/或瓦斯油23(优选在加氢处理步骤70之后)、和/或任选的由加氢裂化单元60获得的未转化的减压瓦斯油63组成。还可以包含其他原料，只要它们与蒸汽裂化单元的功能相容即可。基于烃的原料进入热段并进行热解反应。在炉的出口处，通过急冷将流出物固定在其动力学演变的可能性，从而避免任何后续反应。然后将流出物转移至分馏(步骤f)，该分馏分离出热解油105和其他产物(例如乙烯101、丙烯102、C4馏分103和富含芳烃的蒸汽裂化汽油馏分104)。然后，根据本发明，根据本发明的步骤(g)将热解油馏分105的全部或一部分、优选所述油的全部送入单元10中的加氢转化步骤a)。

如图2所示，在根据本发明的方法的第二实施方案中，本发明的实施与图1中所描述的相同(物流、管道和单元的附图标记相同)，唯一的区别在于在溶剂脱沥青单元40中的脱沥青步骤h)(任选地包括第二步骤50)处理由深度加氢转化单元10的分馏塔30获得的未转化的减压渣油33的至少一部分和/或任选的由常压分馏塔20获得的常压渣油24的一部分。

当在步骤40中进行脱沥青步骤h)时，其首先产生经由管道51送至加氢裂化单元60的脱沥青的渣油41。其次，单元40产生集中了由深度加氢转化单元获得的减压渣油VR的大部分污染物的沥青42，其具有各种可能的目的：例如，进料至焦化单元或气化单元或减粘单元，或用作固体燃料(薄片状)或液体燃料，或用作沥青(单元90)。

当脱沥青步骤h)在两个步骤中进行时，即第一步骤40和随后处理脱沥青的渣油41的第二步骤50，其产生轻质脱沥青的渣油51(特别有利地在加氢裂化单元60中处理)、重质脱沥青渣油(特别有利地再循环到加氢转化单元10中)和沥青物流42。

在该第二实施方案中，除了处理前述原料(由加氢转化单元10获得的减压瓦斯油31和32，以及任选的通过原油的直接蒸馏获得的减压瓦斯油91 (直馏减压瓦斯油)和其他相容性原料)之外，固定床加氢裂化步骤c)60还处理轻质脱沥青的渣油51。加氢裂化单元60产生优选包含大量的石脑油61和/或瓦斯油62以及较少量的未转化的减压瓦斯油63的流出物。其优选在两个步骤中进行，其中排放一小部分未转化的减压瓦斯油63。可以将所述排放的馏分64送至在两个步骤中进行的脱沥青步骤h)，因为该物流富含多核芳族化合物，该物流的一部分能够与重质脱沥青渣油52一起回收。

如图3所示，在根据本发明的方法的第三实施方案中，本发明的实施与图2中所述的实施相同(物流、管道和单元的附图标记相同)，区别仅在于：

-对由蒸汽裂化单元100获得的热解油馏分105进行脱沥青步骤a')；

-可以任选地对由深度加氢转化单元10的分馏塔30获得的未转化的减压渣油33的至少一部分和/或任选的由分馏塔20获得的常压渣油24的一部分进行脱沥青步骤h)。

当在步骤70中进行脱沥青步骤a')时，它首先产生经由管道81送至加氢转化单元10的脱沥青的热解油。其次，单元70产生集中了由蒸汽裂化单元获得的热解油的大部分沥青质的第一残余沥青72。

当脱沥青步骤a')在两个步骤中进行时，第一步骤70之后是处理由步骤70获得的脱沥青的热解油的第二步骤80，其产生轻质脱沥青的热解油82(特别有利地在加氢裂化单元60中处理)、重质脱沥青的热解油81(特别有利地在加氢转化单元10中处理)和第一残余沥青72。

任选地，当在一个步骤140中进行脱沥青步骤h)时，其首先产生经由管道151送至加氢裂化单元60的脱沥青的未转化渣油141，其次，产生集中了由加氢转化单元获得的减压渣油的大部分污染物的第二残余沥青142，其具有各种可能的目的(单元90)：例如焦化单元或气化单元或减粘单元的原料，或用作固体燃料(薄片状)或液体燃料，或用作沥青。

当脱沥青步骤h)在两个步骤中进行时，第一步骤140之后是处理由步骤140获得的轻质馏分的第二步骤150，其产生被送至加氢裂化单元60的轻质脱沥青的未转化渣油151、被再循环到加氢转化单元10的重质脱沥青的未转化渣油152和第二最终沥青142。

在该实施方案中，除了处理前述原料(由加氢转化单元获得的减压瓦斯油31和32，以及任选的由加氢转化单元10获得的瓦斯油23和/或通过原油的直接蒸馏获得的减压瓦斯油91或其他相容性原料)之外，固定床加氢裂化步骤60可以任选地转化轻质脱沥青的热解油(第一轻质DAO)82和/或轻质脱沥青的未转化渣油151和/或脱沥青的未转化渣油141。

在该实施方案中，加氢裂化单元60产生包含大量石脑油61、瓦斯油62和未转化的减压瓦斯油63的流出物。加氢裂化单元60优选在两个步骤中操作，其中排放一小部分未转化的减压瓦斯油63。可以将排放的物流63的一部分64送至脱沥青步骤140。

如图4所示，在根据本发明的方法的第四实施方案中，本发明的实施与图2中所述的实施相同(物流、管道和单元的附图标记相同)，区别仅在于：

-进行单个脱沥青步骤i)，以将热解油105和由加氢转化单元10的分馏塔30获得的未转化渣油33的至少一部分和/或任选的由加氢裂化单元60获得排放的未转化减压瓦斯油的一部分64脱沥青。

当在步骤170中进行脱沥青步骤i)时，其首先产生经由管道181送至加氢裂化单元60的脱沥青油171。其次，单元170产生集中了两种处理的馏分的大部分沥青质的沥青172。

当在两个步骤中进行脱沥青步骤i)时，第一步骤170之后是处理由步骤170获得的轻质馏分的第二步骤180，其产生送至加氢裂化单元60的轻质脱沥青油181、送至加氢转化单元10的重质脱沥青油182和沥青172。

除了处理前述原料（由深度加氢转化单元获得的减压瓦斯油31和32，以及任选的通过原油的直接蒸馏获得的减压瓦斯油91），固定床加氢裂化步骤60还可以转化轻质脱沥青油181。

图4的变型在于提供额外的物流106，如该图中的虚线所示，其对应于将由单元100获得的热解油105的一部分注入单元10和单元20之间，即在加氢转化步骤a)之后和分离步骤b)的入口处。该额外的物流106也可以是由单元100获得的全部热解油105，而不是其一部分。已经表明，在步骤a)结束时或在步骤b)的入口处注入热解油对在加氢转化步骤中获得的流出物的稳定性具有积极的影响，特别是就未转化渣油33而言。特别地，热解油可以减少由加氢转化步骤获得的重质馏分中所含沥青质的沉淀。

具体实施方式

实施例1

该非限制性实例涉及根据图1的本发明的实施方案。更具体而言，其详述了根据本发明的加氢转化步骤a)以及根据本发明使用的原料的类型。对应于图1的单元10的沸腾床加氢转化单元处理具有表1中详述的性质的由处理石脑油的蒸汽裂化单元获得的热解油组成的第一原料和由原油蒸馏获得的第二减压渣油原料。根据本发明，分别将两种原料进料至第一加氢转化反应器中。热解油(第一原料)的进料温度T1为约100℃，减压渣油(第二原料)的进料温度T2为约300℃。应当注意，以下所述的热解油可以源自本发明的步骤g)或特别是源自任何独立的蒸汽裂化单元。

任选地，将催化剂前体添加到第二减压渣油原料中，从而使反应在分子催化剂或胶体催化剂的存在下进行。

加氢转化步骤的操作条件总结在表2中。

操作参数		不含前体	含前体
				转化率	重量%	84.5	88.5
液体HSV	h-1	0.20	0.20
				压力	MPa	18.0	18.0
催化床平均温度*	℃	427	433
				H2/原料	m3/m3	650	650
催化剂		NiMo/Al2O3	NiMo/Al2O3+来自HTI公司的HCAT前体

通过常压蒸馏将由反应器获得的液体产物分馏成石脑油馏分(C5+-150℃)、瓦斯油馏分(150-370℃)和370℃+渣油馏分。通过减压蒸馏将渣油馏分分馏成送至燃料的气体馏分、减压瓦斯油馏分VGO(370℃-540℃)和540℃+减压渣油馏分。

下表3列出了含催化剂前体(转化率为88.5重量％)和不含催化剂前体(转化率为84.5重量％)下的加氢转化单元的原料和产物。

如表3所示，在加氢转化单元中使用催化剂前体可以提高加氢转化单元的转化率。具体而言，对于单元的相同循环时间而言，使用前体的转化率为88.5％，而不使用前体的转化率为84.5％。可有利利用的轻质产物的收率提高：石脑油的产量增加了0.9重量％，瓦斯油的产量增加了3.4重量％，而减压瓦斯油的量减少了0.6重量％，未转化的减压渣油的量减少了4.1重量％。

实施例2

在该实施例中使用的原料与实施例1的原料相同。它们用于如图1所示的根据本发明的一个实施方案的方法。

在未向原料中添加催化剂前体的情况下，在如实施例1中所述的沸腾床加氢转化单元10中，在相同的操作条件下处理原料。将两种原料分别进料。将该单元的产物在相同的分馏段中处理。

固定床加氢裂化单元60处理产生的减压瓦斯油馏分31和柴油馏分23的混合物。加氢裂化单元60在表4中详述的操作条件下在两个步骤中操作。

将由加氢转化单元获得的减压渣油33用作燃料油。加氢裂化单元产生送至分馏段的流出物，所述分馏段产生石脑油馏分61和瓦斯油馏分62和排放的未转化的减压瓦斯油馏分63，将石脑油馏分61和瓦斯油馏分62送至蒸汽裂化单元100。

将蒸汽裂化单元100的流出物在分馏段中进行分馏，所述分馏段分离出称为“热解油”的重质渣油105 (将其作为原料送至深度加氢转化单元10)和其他产物，例如乙烯101、丙烯102、C4馏分103和富含芳烃的蒸汽裂化汽油馏分104。

加氢裂化单元和蒸汽裂化单元的操作条件总结在下表4中。

操作参数：	单位	加氢裂化	蒸汽裂化
				HSV	h-1	0.3	-
压力	MPa	18.0	0.5
				WABT /温度	℃	400	800
H2/原料	m3/m3	1400	-
				转化率	重量%	99.5%	-

深度加氢转化单元下游的加氢裂化单元和蒸汽裂化单元的顺序可以非常显著地提高成品的收率，如本文稍后的表7所示，在其中对各个实施例的成品的量进行了比较。

如实施例1中那样，在加氢转化单元10中使用催化剂前体可以增加可有利利用的产物(石脑油和瓦斯油)的产量，并且以与实施例1相同的比例降低减压瓦斯油和渣油的产量。

实施例3

在该实施例中使用的原料与实施例1和实施例2中的原料相同。它们用于图2中描述的根据本发明的一个变型的方法。

在不向原料中添加催化剂前体的情况下，在如实施例1的深度加氢转化单元10中，在相同的操作条件下处理原料。将两种原料分别进料至第一反应器中。在相同的分馏段中处理该单元的产物。通过处理与实施例2中相同的物流和在与实施例2中相同的操作条件下来操作加氢裂化单元60和蒸汽裂化单元100，并产生相同的流出物。

在两个步骤(第一步骤40和第二步骤50)中采用溶剂来脱沥青的单元处理由加氢转化单元10获得的减压渣油33。将产生的轻质脱沥青油馏分51作为与由加氢转化单元产生的减压瓦斯油馏分31和柴油馏分23的混合物送入加氢裂化单元60。将产生的重质脱沥青油馏分52再循环到加氢转化单元10中。可以在特定单元中有利地利用沥青馏分42。选择性脱沥青单元40和50的操作条件总结在下表5中。

对于第一步骤和第二步骤两者而言，单元中使用的溶剂是丙烷和丁烷或丁烷和戊烷的混合物。将脱沥青单元的沥青收率最小化至30重量％以将渣油的转化率最大化。

如实施例2中那样，除了在深度加氢转化单元下游的加氢裂化和蒸汽裂化单元之外，还增加了选择性脱沥青单元，这可以提高成品的收率，如表7所示。

如实施例1中那样，在加氢转化单元10中使用催化剂前体使得可以增加可有利利用的产物的产量。

实施例4

实施例4描述了根据图3中描述的本发明的一个变型的方法的实施。

在加氢转化单元中处理的原料是由与实施例1和实施例2相同的减压渣油组成的第一原料和由脱沥青的热解油馏分81组成的第二原料。具体而言，在常规脱沥青单元70中，对由蒸汽裂化器获得的热解油105进行溶剂脱沥青，产生沥青馏分72和脱沥青的热解油馏分81。

将原料分别进料。脱沥青的热解油馏分81具有约100℃的进料温度T1，减压渣油具有约300℃的进料温度T2。然后在与前述实施例类似的加氢转化单元10中，在相同的操作条件下，在不添加催化剂前体的情况下处理原料。在相同的分馏段中处理该单元的产物。通过处理与实施例1和实施例2相同的物流和在与实施例1和实施例2相同的操作条件下操作加氢裂化单元60和蒸汽裂化单元100，并产生相同的流出物。

将来自加氢转化单元的减压渣油馏分33有利地用作燃料。

常规脱沥青单元70的操作条件总结在下表6中。

脱沥青单元70中使用的溶剂是丙烷和丁烷或丁烷和戊烷的混合物。

将脱沥青单元70的沥青收率最小化至30重量％以将渣油的转化率最大化。

在深度加氢转化单元的上游增加热解油的脱沥青单元可以降低加氢转化单元的容量，从而减少必要的投资。如表7所示，它可以提高成品的收率。

如实施例1中那样，在加氢转化单元10中使用催化剂前体使得可以增加可有利利用的产物的产量。

实施例5

实施例5描述了图4中描述的根据本发明的一个变型的方法的实施。加氢转化单元中处理的原料是由与实施例1和实施例2相同的减压渣油组成的第二原料和由蒸汽裂化器100获得的热解油(作为与由加氢转化单元获得的减压渣油33的混合物)在两步脱沥青单元170和180中的脱沥青产生的第一重质脱沥青油原料182。将两种原料分别进料。将由蒸汽裂化器100获得的热解油的脱沥青产生的第一重质脱沥青油原料182(作为与减压渣油33的混合物)具有约100℃的进料温度T1，减压渣油具有约300℃的进料温度T2。

脱沥青单元还产生沥青馏分172和被送至加氢裂化单元60的轻质脱沥青油馏分。

加氢转化单元10与前述实施例的加氢转化单元类似，并且在相同的操作条件下操作，不添加催化剂前体。在相同的分馏段中处理单元10的产物。通过处理与实施例3中相同的物流和在与实施例3相同的操作条件下来操作加氢裂化单元60和蒸汽裂化单元100，并产生相同的流出物。

脱沥青单元170/180的操作条件与实施例3相同。如表7所示，在选择性脱沥青单元中与减压渣油一起处理热解油可以提高成品的收率，同时最小化所需单元的数量。

如实施例1中那样，在加氢转化单元10中使用催化剂前体可以增加可有利利用的产物的产量。

下表7整理并比较了实施例2至实施例5的成品的量：

如表7所示，根据本发明的方法(特别是参考实施例2)可以将热解油和原料以混合物的形式转化成可有利利用的产物(氢气，甲烷，乙烯，丙烯，丁烯，丁二烯和热解汽油)。

此外，将催化剂前体注入根据本发明的方法中可以将加氢转化单元中的转化率提高4.8重量％，导致蒸汽裂化步骤的产量提高1.5重量％。

如表7所示：

-在实施例3中，由蒸汽裂化步骤获得的可有利利用的产物的收率相对于实施例2增加了5重量％，部分地通过在两步脱沥青步骤40＆50之后的加氢裂化步骤60中有利地利用由加氢转化步骤10获得的未转化的渣油；

-在实施例4中，通过在深度加氢转化步骤10的上游的热解油馏分的一步脱沥青步骤70，由蒸汽裂化步骤获得的可有利利用的产物的收率相对于实施例2增加了2.1重量％;

-在实施例5中，通过处理热解油馏分和未转化的渣油馏分的两步脱沥青步骤170和180，由蒸汽裂化步骤获得的可有利利用的产物的收率相对于实施例2增加了4％。

实施例6

实施例6描述了图4中描述的根据本发明的另一个变型的方法的实施，其使用由原油的蒸馏获得的减压渣油物流和由处理石脑油的蒸汽裂化单元获得的热解油物流，这两个物流都与实施例1的原料相同。

对应于图4的单元10的沸腾床加氢转化单元处理减压渣油原料02。加氢转化单元10与前述实施例相似，并且在相同的操作条件下操作，不添加催化剂前体。它仅处理一种原料。

在与前述实施例相同的分馏段中处理单元10的产物，但是在加氢转化步骤a)结束时，经由管道106将由蒸汽裂化单元100获得的热解油105组成的第二物流在此进料至分离步骤b)的入口，该分离步骤特别对应于图4的分馏单元20和分馏单元30。添加热解油可以使加氢转化步骤的流出物，特别是未转化的渣油33稳定化，即限制沥青质在未转化的渣油流过的管道和设备中的沉淀。

通过比较以下的沉积物(IP 375和IP 390)分析结果显示这点：

-包含10重量％-50重量％的热解油的未转化的渣油/热解油混合物

-以及单独的未转化的渣油。

相对于单独的未转化的渣油中的沉积物含量，有效地将混合物中的沉积物含量降低至三分之一。此外，混合物的沉积物含量严格小于0.2重量％。因此，相关设备和管道几乎没有结垢。

总而言之，本发明能够以非常灵活的方式有利地利用由蒸汽裂化获得的热解油，因为它提出了许多有利的变型，可以特别根据可用装置来进行选择：热解油可以源自实际在本发明的方法中使用的蒸汽裂化单元，或来自另一个蒸汽裂化单元。它也可以单独地或与根据本发明的方法期间产生的其他渣油组合经历诸如脱沥青的处理。尽管根据本发明，通常将热解油引入加氢转化步骤a)以将其转化，但是出于将方法中的下游流出物稳定化的目的，也可以全部或部分地将其进入该方法的后期，在加氢转化结束时或在随后的分离步骤期间。它可以仅由一种类型的热解油组成，或由一种或多种获自不同的先前处理/不同来源的馏分组成。

Claims (20)

1.转化包含由蒸汽裂化单元获得的热解油的第一原料和具有至少550℃初沸点的基于重质烃的第二原料的方法，所述方法包括以下步骤：

a)在氢气和至少一种加氢转化催化剂的存在下，在至少一个反应器中将所述原料加氢转化的步骤，其中向所述反应器分别进料在80-200℃的进料温度T1下的所述第一原料和在大于250℃的进料温度T2下的所述第二原料，产生加氢转化的液体流出物；

b)将由步骤a)获得的所述加氢转化的液体流出物的至少一部分分离成至少石脑油馏分、瓦斯油馏分、减压瓦斯油馏分和未转化的渣油馏分的步骤；

c)在用于将由步骤b)获得的所述减压瓦斯油馏分的至少一部分加氢裂化的催化剂的存在下，在固定床反应器中的加氢裂化步骤，产生加氢裂化的液体流出物；

d)将由步骤c)获得的所述加氢裂化的液体流出物的至少一部分分馏成石脑油馏分、瓦斯油馏分和未转化的减压瓦斯油馏分的步骤；

e)将由步骤d)获得的所述石脑油馏分的至少一部分和任选的由步骤d)获得的所述未转化的减压瓦斯油馏分的一部分蒸汽裂化的步骤，以获得蒸汽裂化的流出物；

f)将由步骤e)获得的所述蒸汽裂化的流出物的至少一部分分馏成乙烯馏分、丙烯馏分、丁二烯和C4烯烃馏分、热解汽油馏分和热解油馏分的步骤；

g)将由步骤f)获得的所述热解油馏分的至少一部分送入加氢转化步骤a)的步骤。

2.根据权利要求1的方法，其特征在于，在步骤g)中，将由步骤f)获得的所述热解油馏分直接或在至少一种选自脱沥青和蒸汽汽提的中间处理之后送至加氢转化步骤a)。

3.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，在加氢转化步骤a)结束时引入包含由蒸汽裂化单元获得的热解油的第一原料。

4.根据权利要求1的方法，其特征在于，将所述第一原料的全部或部分的引入从加氢转化步骤a)转移至分离步骤b)。

5.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，在至少一个沸腾床三相反应器中在氢气的存在下进行加氢转化步骤a)。

6.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，所述方法还包括通过将来自步骤b)的所述未转化的渣油馏分的至少一部分液/液萃取来脱沥青的步骤h)，从而获得沥青相和脱沥青的未转化的渣油，将所述脱沥青的未转化的渣油至少部分送至加氢裂化步骤c)。

7.根据权利要求6的方法，其特征在于，所述脱沥青步骤h)在两个连续的步骤中进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青的未转化的渣油和重质脱沥青的未转化的渣油，将所述轻质脱沥青的未转化的渣油至少部分送至加氢裂化步骤c)，任选地将所述重质脱沥青的未转化的渣油至少部分送至步骤a)的第二原料中。

8.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，所述方法还包括将由所述步骤f)获得的热解油脱沥青的步骤a')，从而获得沥青相和脱沥青的热解油，将所述脱沥青的热解油至少部分作为第一原料送至加氢转化步骤a)。

9.根据权利要求8的方法，其特征在于，热解油脱沥青步骤a')通过液/液萃取分两步进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青的热解油和重质脱沥青的热解油，任选地将所述轻质脱沥青的热解油至少部分或全部送至加氢裂化步骤c)，并任选地将所述重质脱沥青的热解油至少部分送至加氢转化步骤a)的第一原料中。

10.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，所述方法还包括通过将由步骤f)获得的热解油和由步骤b)获得的未转化的渣油的至少一部分液/液萃取来脱沥青的步骤i)，从而获得沥青相和脱沥青油DAO馏分，将所述脱沥青油馏分至少部分送至加氢转化步骤a)的第一原料中。

11.根据权利要求10的方法，其特征在于，所述脱沥青步骤i)通过液/液萃取分两步进行，从而获得沥青相、轻质脱沥青油馏分和重质脱沥青油馏分，将所述轻质脱沥青油馏分至少部分送至加氢裂化步骤c)，并将所述重质脱沥青油馏分至少部分或全部送至加氢转化步骤a)的第一原料中。

12.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，在胶体催化剂或分子催化剂，和多孔负载型催化剂的存在下进行加氢转化步骤a)。

13.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，所述方法还包括以下附加步骤中的至少一个：

-在反应器中，在至少一种固定床加氢处理催化剂的存在下进行的将由步骤b)获得的石脑油馏分的至少一部分加氢处理的步骤j)，随后任选地进行将由步骤j)获得的加氢处理的石脑油馏分的至少一部分再循环至蒸汽裂化步骤e)的步骤k)；

-在反应器中，在至少一种固定床加氢处理催化剂的存在下进行的将由步骤b)获得的瓦斯油馏分的至少一部分加氢处理的步骤l)，随后任选地进行将由步骤1)获得的加氢处理的瓦斯油馏分的至少一部分再循环至加氢裂化步骤c)的步骤m)。

14.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，所述第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例大于或等于5重量％。

15.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，加氢转化步骤a)的第二原料包含选自以下烃中的至少一种的烃：由原油的常压蒸馏或减压蒸馏获得的烃、由煤的直接液化获得的渣油馏分、减压瓦斯油、由单独或作为与煤的混合物的木质纤维素生物质的直接液化获得的渣油馏分、残余石油馏分。

16.根据权利要求2的方法，其特征在于，在步骤g)中，中间处理是氢气汽提。

17.根据权利要求14的方法，其特征在于，所述第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例大于或等于10重量％。

18.根据权利要求14的方法，其特征在于，所述第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例小于或等于50重量％。

19.根据权利要求14的方法，其特征在于，所述第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例小于或等于40重量％。

20.根据权利要求14的方法，其特征在于，所述第一原料的热解油相对于加氢转化步骤a)的总原料的比例小于或等于25重量％。