CN116802261A - 用于加热来自分离容器的料流的方法和设备 - Google Patents

用于加热来自分离容器的料流的方法和设备 Download PDF

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Abstract

本发明提供了通过与氢化处理的流出物流进行热交换来加热从分离器容器取出的工艺料流并将加热的工艺料流返回到该分离器容器的设备和方法。我们发现特别是针对氢化处理单元，提供了显著的加热器负荷降低。螺旋管热交换可通过与热流出物流进行热交换来实现对已经为热的工艺料流的加热。

Description

用于加热来自分离容器的料流的方法和设备
优先权声明
本申请要求2021年1月11日提交的美国临时申请63/136,061号的优先权，该美国临时申请全文并入本文。
技术领域
本技术领域是氢化处理(hydroprocessing)和分离烃流。
背景技术
氢化处理可包括在氢化处理催化剂和氢气的存在下将烃转化为更有价值的产物的方法。
加氢处理(hydrotreating)是用于从烃流中除去杂原子诸如硫和氮以满足燃料规格并使烯属化合物饱和的氢化处理方法。加氢处理可在高压或低压下进行，但通常在比氢化裂解低的压力下操作。
氢化裂解是一种氢化处理方法，其中烃在氢气和氢化裂解催化剂的存在下裂解成较低分子量的烃。根据所需的输出，氢化裂解单元可含有一个或多个相同或不同的催化剂床。氢化裂解可利用一个或两个氢化裂解反应器级进行。
氢化处理回收部分通常包括分离部分中的一系列分离器，以将气体与液体物质分离，并且冷却液体料流并使之减压，以使其准备用于分馏成产物。回收氢气以再循环至氢化处理单元。使用用于利用诸如蒸汽的汽提介质来汽提氢化处理的流出物的汽提塔，以从液体产物流中除去不需要的硫化氢。汽提塔可足以分离来自加氢处理单元的产物流。汽提塔下游的产物分馏塔通常用于分离来自氢化裂解单元的产物流。
螺旋管热交换器包括竖直壳体，在该竖直壳体中，一个或多个管束以多个叠置层围绕中心芯或芯轴周围成螺旋形或成螺线形缠绕。螺旋管热交换可在壳体中循环的料流与管中循环的料流之间交换热量。多个螺旋管提供更大的表面积，使得能够以更低的温差在料流之间进行热交换。
一直需要在产物回收和氢化处理反应器的附件中将热量传递给料流。
发明内容
一种设备和方法通过与氢化处理的流出物流进行热交换来加热从分离器容器取出的工艺料流并将加热的工艺料流返回到分离器容器。我们发现特别是针对氢化处理单元，通过该布置结构提供了显著的加热器负荷降低。螺旋管热交换器可通过与热的流出物流进行热交换而实现对已经为热的工艺料流的加热，从而使得该布置结构在氢化处理单元中发挥作用。
附图说明
图1是简化的工艺流程图。
图2是图1的替代工艺流程图。
图3是图2的另一个替代工艺流程图。
定义
术语“连通”意指在枚举的部件之间可操作地允许材料流动。
术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分材料可以从与其连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分材料可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“直接连通”意指来自上游部件的流进入下游部件，而不经过分馏或转化单元，不会因物理分馏或化学转化而发生组成变化。
术语“绕过”意指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。
术语“塔”意指用于分离具有不同挥发度的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的底部处的用于汽化一部分塔底料流并将其送回塔的塔底的再沸器。可以预热塔的进料。顶部压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体塔底出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从塔下游任意回流或再沸腾到塔的净管线。汽提器塔省略了塔的底部处的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质诸如蒸汽的加热要求和分离动力。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指符合ASTM D2892的用于确定物质的沸点的测试方法，该ASTM D2892用于生产可获得分析数据的标准化质量的液化气体、馏出物馏分和残余物，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的产量，根据该质量和体积使用十五个理论塔板在回流比为5:1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。
如本文所用，术语“沸点温度”意指由观察到的沸腾温度和蒸馏压力计算得出的大气压等效沸点(AEBP)，如使用ASTM D1160附录A7，标题为“将观察的蒸气温度转换为大气压等效温度的实践”(Practice for Converting Observed Vapor Temperatures toAtmospheric Equivalent Temperatures)中所提供的公式计算。
如本文所用，术语“T5”或“T95”分别意指使用ASTM D-86或者TBP(视情况而定)得出的5体积百分比或95质量百分比的样品沸腾的温度。
如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D2892、ASTM D-86或TBP(视情况而定)得出的样品开始沸腾时的温度。
如本文所用，术语“转化”意指进料转化为沸点等于或低于柴油或最重期望产物沸程的物质。使用真沸点蒸馏方法时，柴油沸程的柴油分馏点介于343°和399℃(650°至750℉)之间。
如本文所用，术语“柴油沸程”意指使用真沸点蒸馏方法时，烃在介于132°和399℃(270°至750℉)之间的范围内沸腾。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可与可在较高的压力处操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。
如本文所用，术语“主要的”、“主要地”或“占优势”意指大于50％，合适地大于75％，并且优选地大于90％。
如本文所用，术语“通路”是指特定料流流过热交换器。
如本文所用，术语“束”是容纳特定料流并包括流过热交换器的通路的一组管或通道。
具体实施方式
我们发现，加热从分离容器取出的工艺料流并将该料流返回到分离容器显著降低了分离容器中的加热器负荷。该方法非常适合氢化处理单元。另外，我们发现来自分离容器的已经为热的工艺料流与另一较热料流的热交换可在螺旋管热交换器中实现。
在一个方面，本文所述的方法和设备特别适用于氢化处理包括含烃原料的烃进料流。具体用于具有氢化处理反应器12的氢化处理单元的例示性含烃原料包括初沸点(IBP)高于260℃(500℉)的烃流，诸如T5在288℃(550℉)和427℃(800℉)之间并且T95在371℃(700℉)和650℃(1200℉)之间的常压瓦斯油或减压瓦斯油(VGO)。包括循环油、焦化馏出物、直馏馏出物、催化裂化器馏出物和在柴油沸程内沸腾的氢化裂解馏出物的馏出物是合适的原料。其他合适的进料包括脱沥青油、热解衍生油、高沸点合成油、澄清油浆、脱沥青油和页岩油。T5等于或高于343℃(650℉)的常压渣油和T5高于510℃(950℉)的减压渣油也是合适的。
在图1中，用于氢化处理烃的氢化处理单元10包括氢化处理反应器12。可将烃管线18中的烃进料流进料至缓冲罐20，烃进料流从缓冲罐泵送至管线22中的歧管并分离成管线24中的第一烃进料流和管线26中的第二烃进料流。第一烃进料流和第二烃进料流应具有相等流速。烃进料流可被分离成具有相等流速的更多流。管线28中的氢气料流可被分离成具有相等流速的管线30中的第一氢气料流和管线32中的第二氢气料流。氢气料流28可被分离成与管线22中的烃进料流被分离成的一样多的流。可将管线30中的第一氢气料流与管线24中的第一烃进料流合并，以在管线34中提供第一组合烃流。可将管线32中的第二氢气料流与管线26中的第二烃进料流合并，以在管线36中提供第二组合烃流。
管线34中的第一组合烃流和管线36中的第二组合烃流被进料至热交换器40。第一组合烃流被进料至第一入口室41，从而将第一组合烃流进料至第一通路42，其中第一组合烃流穿过第一通路间接地进行热交换并收集在第一出口室43中。另选地，管线30中的第一氢气料流可与管线24中的第一烃进料流在第一入口室41中合并，以允许在第一入口室中混合或分配料流。第一入口室41可位于热交换器40的底部，并且第一出口室43可位于热交换器的顶部。第一加热的组合烃流在管线44中离开热交换器40。第二组合烃流被进料至第二入口室45，从而将第二组合烃流进料至第二通路46，其中第二组合烃流穿过第二通路间接地进行热交换并收集在第二出口室47中。另选地，管线32中的第二氢气料流可与管线26中的第二烃进料流在第二入口室45中合并，以允许在第二入口室中混合或分配料流。第二入口室45可位于热交换器40的底部，并且第二出口室47可位于热交换器的顶部。第二加热的组合烃流在管线48中离开热交换器40。第一组合烃流和第二组合烃流与来自氢化处理反应器12的管线50中的热氢化处理的流出物流进行热交换，热氢化处理的流出物流可循环通过热交换器40的壳程。热交换器40的壳49可与氢化处理反应器12下游连通。冷却的氢化处理的流出物流在管线52中离开热交换器40。较热的氢化处理的流出物逆流地穿过壳49，被传送到穿过通路42和46的较冷的烃进料流。在非管式热交换器中，热氢化处理的流出物流可穿过被布置成与组合烃进料流穿过的通道热接触的通道。在一个方面，在热交换器40中，冷烃进料流向上穿过并且热氢化处理的流出物流向下穿过。
在一个方面，管线54中的工艺料流也可通过与管线50中的氢化处理的流出物流进行热交换而被加热。在一个方面，管线54中的工艺料流可通过与管线50中的氢化处理的流出物流进行热交换而被加热，同时第一组合烃流和第二组合烃流与管线50中的氢化处理的流出物流在热交换器40中进行热交换。管线54中的工艺料流可穿过热交换器40中的第三通路56，同时它与来自管线50的较热的氢化处理的流出物流进行热交换。加热的工艺料流在管线58中离开热交换器40。优选地，热交换器40中的热交换全部在热交换器40的壳49内进行。较热的氢化处理的流出物逆流地穿过壳49，被传送到穿过第三通路56的较冷的工艺料流。在一个方面，在热交换器40中，冷工艺料流向上穿过并且热氢化处理的流出物流向下穿过。
热交换器40可以是能够实现所有提到的料流的热交换的任何热交换器或热交换组。例如，热交换器40可以是具有足够表面积以提供具有较小温差的料流之间的热交换的板式交换器。板式交换器可使得特定的流多次穿过热交换器。在另一方面，热交换器40可以是螺旋管热交换器(STHE)。STHE包括位于壳49内的竖直室，在该竖直室中，一个或多个管束以多个叠置层围绕中心芯或芯轴周围成螺旋形或成螺线形缠绕。热交换器40中的每个通路42、46和56可包括围绕芯轴螺旋缠绕的一个管束。虽然每个管束的管程仅与在通路的入口和出口处识别的流连通，但每个管束的管可与其他管束共同布置在围绕单个芯轴的缠绕层内以最大化热传递。由螺旋缠绕管束提供的大表面积和流动布置允许管线54中温度范围为230℃(450℉)至315℃(600℉)的工艺料流与管线50中温度范围为290℃(550℉)至468℃(875℉)、合适地为316℃(600℉)至445℃(833℉)并且优选地为343℃(650℉)至399℃(750℉)的氢化处理的流出物流进行热交换。
管线44中的第一加热的组合烃流和管线48中的第二加热的组合烃流离开热交换器40并分别进料至加料加热器60，在其中它们被加热至氢化处理反应器温度并在氢化处理加料管线62中重新合并。氢化处理加料管线62将加料烃进料流输送至氢化处理反应器12。
发生在氢化处理反应器12中的氢化处理可以是加氢处理或氢化裂解。图1的实施方案最适合在氢化处理反应器12中对馏出物进料流进行加氢处理。加氢处理是在合适催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可被饱和。芳族化合物也可被饱和。一些加氢处理方法专门设计用于饱和芳族化合物。也可以降低加氢处理产物的浊点。氢化处理单元10将与包括加氢处理反应器的氢化处理反应器12一起描述。
氢化处理反应器12可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床、以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂的各种组合。预期氢化处理反应器12在其中液体烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。氢化处理反应器12也可在常规的连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中操作。氢化处理反应器12可提供5体积％至40体积％的单程转化率。
氢化处理反应器12可包括针对压降缓解的特定物质的保护床，之后是一个或多个更高质量加氢处理催化剂床。保护床过滤颗粒并拾取烃进料流中的污染物，诸如像镍、钒、硅和砷的金属，它们会使催化剂失活。保护床可包含与加氢处理催化剂类似的物质。补充氢气可在加氢处理反应器12中的催化剂床之间的级间位置处添加以用于温度控制。
合适的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，并且包括在高表面积载体物质(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在本说明书的范围内的是，在同一加氢处理反应器30中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2重量％至20重量％、优选地4重量％至12重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常以1重量％至25重量％、优选地2重量％至25重量％的范围内的量存在。
优选的加氢处理反应条件包括290℃(550℉)至455℃(850℉)、合适地316℃(600℉)至427℃(800℉)并且优选地343℃(650℉)至399℃(750℉)的温度，2.8MPa(表压)(400psig)至17.5MPa(表压)(2500psig)的压力，0.1hr-1、合适地0.5hr-1至5hr-1、优选地1.5hr-1至4hr-1的新鲜含烃原料的液时空速以及84Nm3/m3(500scf/bbl)至1011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)、优选地168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至1250Nm3/m3油(7,500scf/bbl)的氢气速率，以及一种加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
可在氢化处理反应器12中利用氢气料流在氢化处理催化剂上对氢化处理加料管线62中的加料烃进料流进行氢化处理，以提供氢化处理的流出物流。具体地，可在氢化处理反应器12中利用氢气料流在加氢处理催化剂上对氢化处理加料管线62中的加料烃进料流进行加氢处理，以提供在氢化处理的流出物管线50中离开氢化处理反应器的氢化处理的流出物流。氢化处理的流出物流可在氢化处理的流出物管线50中离开氢化处理反应器12并在热交换器40中冷却，如前所述。热交换器40的壳49可与氢化处理反应器12下游连通。另选地预期氢化处理的流出物流可通过热交换器40的可与氢化处理反应器12直接下游连通的通路被接收。冷却的氢化处理的流出物离开热交换器40并进入热分离器70。
热分离器70分离冷却的氢化处理的流出物流以在从热分离器70的顶部延伸的热塔顶管线72中提供含烃的、热氢化处理的蒸气料流并且在从热分离器70的底部延伸的热塔底管线74中提供含烃的、热液体料流。热分离器70可与氢化处理反应器12下游连通。热分离器70在177℃(350℉)至371℃(700℉)下操作，并且优选地在232℃(450℉)至315℃(600℉)下操作。考虑到通过居间设备的压降，热分离器70可在比氢化处理反应器12略低的压力下操作。热分离器70可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2960psig)之间的压力下操作。热塔顶管线72中取出的热氢化处理的蒸气料流的温度可为热分离器70的操作温度。
热塔顶管线72中的热蒸气料流可在进入冷分离器76之前通过热交换并用空气冷却器冷却。由于在氢化处理反应器12中发生的反应的结果，其中氮、氯和硫由进料中的烃反应，形成氨、硫化氢和氯化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢将化合形成二硫化铵，并且氨和氯化氢将化合形成氯化铵。每种化合物均具有特征升华温度，其可允许化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而损害设备性能。为了防止在传输热蒸气料流的热塔顶管线72中如此沉积二硫化铵或氯化铵盐，可在热塔顶管线中的一点处(该位置的温度高于任一化合物的特征升华温度)将适量的洗涤水通过水管线73引入到空气冷却器上游的热塔顶管线72中。
热蒸气料流可在冷分离器76中分离以在从冷分离器76的顶部延伸的冷塔顶管线78中提供包含富氢气体流的冷氢化处理的蒸气料流并且在从冷分离器76的底部延伸的冷塔底管线80中提供冷氢化处理的液体料流。冷分离器76用于从氢化处理料流中的烃液体中分离出富氢气体，以用于再循环至冷塔顶管线78中的反应器部分12。因此，冷分离器76与热分离器70的热塔顶管线72以及氢化处理反应器12下游连通。冷分离器76可在100℉(38℃)至150℉(66℃)、合适地115℉(46℃)至145℉(63℃)并且恰好低于氢化处理反应器12和热分离器70的压力(考虑到通过居间设备的压降)处操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液体烃处于塔底。冷分离器76可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,900psig)之间的压力下操作。冷分离器76还可具有用于收集水相的储槽。冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流的温度可为冷分离器76的操作温度。
冷塔顶管线78中的冷氢化处理的蒸气料流富含氢气。因此，可从冷氢化处理的蒸气料流回收氢气。冷塔顶管线78中的冷氢化处理的蒸气料流可穿过塔板式或填料式再循环洗涤塔82，其中冷氢化处理的蒸气料流被洗涤提取液(诸如通过管线84进料的含水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢的酸性气体提取到含水溶液中来除去该酸性气体。优选的提取液包括Selexol(购自伊利诺伊州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC,Des Plaines,Illinois))和胺(诸如链烷醇胺，包括二乙醇胺(DEA)、单乙醇胺(MEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、二异丙醇胺(DIPA)和二甘醇胺(DGA))。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与冷氢化处理的蒸气料流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢。所得的“变温和的”冷蒸气料流在再循环洗涤器塔顶管线86中从再循环洗涤器塔82的塔顶出口取出，并且富胺在再循环洗涤器塔底管线88中在再循环洗涤器塔的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的洗涤液可在溶剂管线84中再生并再循环回到再循环洗涤塔82。经洗涤的富氢料流经由再循环洗涤器塔顶管线86从洗涤器排出，并且可在再循环压缩机90中压缩。洗涤器塔顶管线86中的经洗涤的富氢料流可在压缩机90的上游或下游的补充管线92中用补充氢气料流补充。经压缩的氢气料流将氢气供应到氢气管线28中的氢气料流。再循环洗涤塔82可以介于38℃(100℉)和66℃(150℉)之间的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力操作。溶剂管线84中的洗涤提取液体料流的温度可介于38℃(100℉)和70℃(158℉)之间。
热塔底管线74中的含烃的、热氢化处理的液体料流可降低压力并且进料至加热闪蒸罐94。热闪蒸罐94将从热闪蒸罐的顶部延伸的热闪蒸塔顶管线96中的轻馏分和氢气的热闪蒸氢化处理的蒸气料流以及从热闪蒸罐94的底部延伸的热闪蒸塔底管线98中的热闪蒸氢化处理的液体料流分离。热闪蒸罐94可与热塔底管线74下游连通并且与氢化处理反应器12下游连通。热闪蒸罐94可在与热分离器70相同的温度但在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间(合适地不超过3.8MPa(表压)(550psig))的较低压力下操作。在热闪蒸塔底管线98中取出的热闪蒸氢化处理的液体料流可具有热闪蒸罐94的操作温度的温度。
在另一个方面，冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流可降低压力并且在冷闪蒸罐100中闪蒸，以分离冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流。冷闪蒸罐100可与冷分离器76的冷塔底管线80直接下游连通并且与氢化处理反应器12下游连通。冷闪蒸罐100可将冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流分离，以在从冷闪蒸罐100的顶部延伸的冷闪蒸塔顶管线102中提供冷闪蒸氢化处理的蒸气料流并且在从冷闪蒸罐的底部延伸的冷闪蒸塔底管线104中提供冷闪蒸氢化处理的液体料流。在一个方面，可从冷闪蒸塔底管线104中的冷闪蒸氢化处理的液体料流汽提轻质气体诸如硫化氢。因此，包括本实施方案的分离容器的汽提塔110可与冷闪蒸罐100和冷闪蒸塔底管线104下游连通。
冷闪蒸罐100可与冷分离器76的冷塔底管线80以及氢化处理反应器12下游连通。冷闪蒸罐100可在与冷分离器76相同的温度但通常在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间并且优选地介于2.4MPa(表压)(350psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可从冷闪蒸罐100中的储槽除去闪蒸的含水料流。冷闪蒸塔底管线104中的冷闪蒸氢化处理的液体料流的温度可与冷闪蒸罐100的操作温度相同。冷闪蒸塔顶管线102中的冷闪蒸氢化处理的蒸气料流包含可被回收的大量氢气。
在一个实施方案中，热闪蒸氢化处理的蒸气料流可在冷却器中冷却以冷凝较重物料并且被进料至冷闪蒸罐100，以用冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流进行闪蒸。在一个方面，冷塔底管线80可通过热闪蒸塔顶管线96连接并接收冷却的热闪蒸氢化处理的蒸气料流，在这种情况下，冷塔底管线80将冷却的热闪蒸氢化处理的蒸气料流和冷氢化处理的液体料流两种料流都输送到冷闪蒸罐100。在该实施方案中，冷闪蒸罐100可与热闪蒸罐94的热闪蒸塔顶管线96下游连通。
汽提塔110可与分离器70、76、94、100或其塔底管线下游连通，以从氢化处理料流中汽提挥发性物质。例如，分离容器可以是汽提塔110。在一个方面，汽提塔110可以是容纳冷汽提塔和热汽提塔的分离容器，其具有将汽提塔中的每一者与另一者隔离的壁。汽提塔110可与氢化处理反应器12下游连通，用于汽提包含管线80中的冷氢化处理的液体料流或管线104中的冷闪蒸氢化处理的液体料流的冷氢化处理的液体料流。汽提塔110可与氢化处理反应器12下游连通，用于汽提包含管线74中的热氢化处理的液体料流或管线98中的热闪蒸氢化处理的液体料流的热氢化处理的液体料流。
冷塔底管线80中的冷氢化处理的液体料流或冷闪蒸塔底管线104中的冷闪蒸氢化处理的液体料流可被加热并在可位于塔的上半部的入口104o处进料至汽提塔110。热塔底管线74中的热氢化处理的液体料流或热闪蒸塔底管线98中的热闪蒸氢化处理的液体料流可在位于低于用于冷氢化处理的液体料流的入口104o的出口98o处进料至汽提塔110。冷氢化处理的液体料流或冷闪蒸氢化处理的液体料流以及热氢化处理的液体料流或热闪蒸氢化处理的液体料流可通过与汽提介质接触而汽提出气体，汽提介质是惰性气体，诸如来自汽提介质管线112的蒸汽，以在分离器塔顶管线114中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其他气体的塔顶蒸气料流并且在分离器塔底管线116中提供塔底液体料流。分离器塔顶管线114中的分离器塔顶蒸气料流可在接收器118中冷凝并分离。来自汽提器接收器118的汽提器净塔顶管线120携带LPG、轻质烃、硫化氢和氢气的净分离器废气。来自接收器118的塔底的未稳定的液体石脑油可在回流到汽提塔110顶部的回流部分和液体汽提器塔顶料流之间分流，该液体汽提器塔顶料流可在冷凝汽提器塔顶管线122中输送以进一步回收或处理。可从塔顶接收器118的储槽收集酸性水流。在冷却之后，在分离器塔底管线116中的塔底液体料流中提供产物流。产物流在该实施方案中通常是柴油并且可运送至柴油产物池。
汽提塔110可在160℃(320℉)和360℃(680℉)之间的塔底温度和0.7MPa(表压)(100psig)、优选地不小于0.34MPa(表压)(50psig)至不大于2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力下操作。塔顶接收器116中的温度在38℃(100℉)至66℃(150℉)的范围内，并且压力基本上与汽提塔110的塔顶压力相同。
为了减少包括汽提塔110的分离容器中的效用，工艺管线54中的工艺料流从汽提塔110取出并在热交换器40中加热。工艺料流通过第三通路56进料并与来自氢化处理反应器12的管线50中的氢化处理的流出物流进行热交换，氢化处理的流出物流行进穿过热交换器40的壳程。热交换器40并且具体地是第三通路56可与汽提塔110下游连通，优选地直接下游连通。管线54中的工艺料流可从汽提塔110的侧111中的入口54i并且在用于塔顶管线114的入口114i与用于塔底管线116的入口116i之间并且优选地在管线98中的热闪蒸液体氢化处理物流的出口98o和管线104中的冷闪蒸液体氢化处理物流的出口104o下方并且优选地在用于管线112中的汽提料流的出口112o上方，取出到汽提塔110中。工艺料流可具有介于塔顶蒸气料流和塔底液体料流的初始沸点中间的初始沸点。工艺管线54中的工艺料流优选地作为液体从汽提塔110中的塔板取出。工艺料流在热交换器40中的第三通路56中被加热并在返回工艺管线58中通过出口54i上方的入口58i返回到汽提塔110。汽提塔110可与热交换器40并且具体地是该热交换器的第三通路56下游连通，优选地直接下游连通。
图2示出了图1的方法和设备的另选实施方案，其中氢化处理反应器12'是氢化裂解反应器并且分离器容器是产物分馏塔130。具有与图1中相同构型的图2中的元件将具有与图1中相同的附图标号。具有与图1中的对应元件不同构型的图2中的元件具有相同的附图标号，但用撇号(')表示。图2的实施方案的构型和操作与图1类似，但有以下例外。
在图2的实施方案中，氢化处理反应器12'是可容纳任何先前列出的原料的氢化裂解反应器。氢化裂解是指烃在氢气的存在下裂解成较低分子量烃的过程。因此，术语“氢化处理”在本文中将包括术语“氢化裂解”。在氢化处理反应器12'中发生的氢化处理还可包括在同一氢化处理反应器12'中或在单独的反应器中在氢化裂解之前的加氢处理。
氢化处理反应器12'可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床、以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或氢化裂解催化剂的各种组合。预期氢化处理反应器12'在其中液体烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。氢化处理反应器12'也可在常规的连续气相、移动床或流化床氢化处理反应器中操作。
氢化处理反应器12'包括多个氢化裂解催化剂床。如果氢化处理反应器12'不包括前面的加氢处理反应器，则氢化处理反应器12'中的催化剂床可包括加氢处理催化剂，其用于对烃进料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮，之后再用氢化处理反应器12'中的后续容器或催化剂床中的氢化裂解催化剂使烃进料流氢化裂解。
氢化处理加料管线62将加热的加料烃进料流递送至氢化处理反应器12'。在氢气料流的存在下，在氢化处理反应器12'中，在氢化裂解催化剂上氢化裂解加热的加料烃进料流，以提供氢化处理的流出物流。
氢化处理反应器12'可提供加料管线62中的加热的组合烃进料流中的加料烃流至沸点低于通常为柴油的最重期望产物的分馏点的产物的至少20体积％并且通常大于60体积％的总转化率。氢化处理反应器12'可基于总转化率以进料的超过30体积％的部分转化率或至少90体积％的完全转化率操作。氢化处理反应器12'可在温和的氢化裂解条件下操作，这将提供烃进料流至沸点低于柴油分馏点的产物的20体积％至60体积％、优选地20体积％至50体积％的总转化率。
如果需要温和的氢化裂解以产生中间馏出物和汽油的平衡，则氢化裂解催化剂可利用无定形二氧化硅-氧化铝基料或低水平沸石基料与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分的组合。在另一个方面，当中间馏出物在转化产物方面比汽油生产显著更优选时，可在氢化处理反应器12'中用催化剂进行部分或全部氢化裂解，该催化剂通常包括其上沉积有VIII族金属氢化组分的任何结晶沸石裂解基料。附加的氢化组分可选自VIB族，以与沸石基料结合。
沸石裂解基料在本领域中有时被称为分子筛，并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子诸如钠、镁、钙、稀土金属等构成。其特征还在于具有相对均匀的介于4埃和14埃之间的直径的晶体孔。优选采用二氧化硅/氧化铝摩尔比(介于3和12之间)相对较高的沸石。在自然界中发现的合适的沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶沸石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如B、X、Y和L晶体类型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是晶体孔径介于8埃和12埃之间的那些沸石，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比为4至6。落入优选组中的沸石的一个示例是合成Y分子筛。
天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂解基料，优选大多数或所有原始沸石一价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热以分解与沸石缔合的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而除去阳离子的氢离子和/或交换位点。这种性质的氢或“除去阳离子的”Y沸石更具体地描述于US 3,100,006中。
混合的多价金属-氢沸石可通过与铵盐交换离子，然后与多价金属盐部分反交换，然后煅烧来制备。在一些情况下，诸如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过直接酸处理碱金属沸石来制备。在一个方面，优选的裂解基料是基于初始离子交换容量缺少至少10重量％并且优选地至少20重量％的金属阳离子的那些。在另一个方面，理想和稳定的一类沸石是其中氢离子满足至少20重量％离子交换容量的沸石。
在本发明优选的氢化裂解催化剂中用作氢化组分的活性金属是VIII族的活性金属，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了这些金属之外，还可结合采用其他促进剂，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中的氢化金属的量可在宽范围内变化。一般而言，可使用介于0.05重量％和30重量％之间的任何量。就贵金属而言，通常优选使用0.05重量％至2重量％的贵金属。
掺入氢化金属的方法是使基料物质与所需金属的合适的化合物的含水溶液接触，其中金属以阳离子形式存在。在添加所选择的一种或多种氢化金属后，接着将所得催化剂粉末过滤、干燥，根据需要用添加的润滑剂、粘结剂等制成球粒，并在空气中在例如371℃(700℉)至648℃(200℉)的温度下煅烧，以便活化催化剂并分解铵离子。另选地，可将基料组分制成球粒，然后添加氢化组分并通过煅烧活化。
上述催化剂可以未稀释形式采用，或者粉末状催化剂可与其他活性相对较低的催化剂、稀释剂或粘结剂诸如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等以介于5重量％和90重量％之间的范围内的比例混合并共制球粒。这些稀释剂可原样采用，或者它们可含有较小比例的添加的氢化金属，诸如VIB族和/或VIII族金属。附加的金属促进的氢化裂解催化剂也可用于本发明的方法中，该催化剂包括例如磷酸铝分子筛、结晶铬硅酸盐(Crystalline chromosilicates)和其他结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐在US 4,363,178中有更全面的描述。
通过一种方法，氢化裂解条件可包括290℃(550℉)至468℃(875℉)、优选地343℃(650℉)至445℃(833℉)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4hr-1至小于2.5hr-1的液时空速(LHSV)，以及421Nm3/m3(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气速率。如果需要温和的氢化裂解，条件可包括35℃(600℉)至441℃(825℉)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至3.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5hr-1至2hr-1并且优选地0.7hr-1至1.5hr-1的液时空速(LHSV)以及421Nm3/m3油(2,500scf/bbl)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率。
图2的实施方案还包括如图1中所述的汽提塔110'，但汽提塔110'不是从中取出要在热交换器40中加热的工艺料流的分离容器。汽提塔110'与氢化处理反应器12'下游连通。汽提塔110'通过与来自管线112的汽提料流接触来汽提冷液体氢化处理的流出物流(其可以是管线104中的冷闪蒸液体氢化处理的流出物流)和热液体氢化处理的流出物流(其可以是管线98中的热闪蒸液体氢化处理的流出物流)，以除去挥发性物质。汽提塔110'在汽提器塔顶管线114中提供汽提的氢化处理的蒸气料流并且在汽提器塔底管线116'中提供汽提的氢化处理的液体料流。在该实施方案中，汽提器塔底管线116'中的汽提的氢化处理的液体料流的至少一部分可在不加热的情况下进料至包括分离容器的产物分馏塔130。产物分馏塔130可与汽提塔底管线116'以及与汽提塔110'下游连通。产物分馏塔130也可与热分离器70、冷分离器76、热闪蒸汽提器94和冷闪蒸罐100下游连通。产物分馏塔130可包括多于一个分馏塔以用于将汽提的氢化处理料流分离成产物流。产物分馏塔130可通过与惰性汽提气体流接触来分馏管线116'中的汽提的氢化处理的液体料流。作为分离器容器的产物分馏塔130将管线116'中的汽提的氢化处理的液体料流分离成分馏塔顶管线132中的塔顶蒸气料流和分馏塔底管线134中的塔底液体料流。
分馏塔顶管线132中的塔顶蒸气料流可在冷凝器133中冷凝并在接收器136中分离，其中冷凝液体的一部分回流回产物分馏塔130。管线138中的净分馏塔顶液体料流可被进一步处理或回收为石脑油产物。分馏塔底管线134中的塔底液体料流可在再沸器142中再沸并返回到产物分馏塔130的再沸部分与分馏产物管线144中的产物流之间分离。分馏产物管线144中的产物流可包含柴油或沸点高于柴油分馏点的未转化油(UCO)流(如果比柴油更重的进料作为管线18中的烃进料流供应)。可将分馏产物管线144中的UCO流的部分或全部从工艺中清除，再循环至氢化处理反应器12'或运送至第二级氢化裂解反应器(未示出)。如果在分馏产物管线144中产生UCO流，则可从分馏塔130的侧131取出其他产物流，包括管线146中来自侧分馏出口的任选重质石脑油流、管线148中携带的来自侧分馏出口的煤油流和柴油管线150中来自侧出口的柴油流。
产物分馏塔110可以介于260℃(500℉)和385℃(725℉)之间、优选地不超过380℃(715℉)的塔底温度和介于7kPa(表压)(1psig)和69kPa(表压)(10psig)之间的塔顶压力操作。
为了减少产物分馏塔130(在该实施方案中为分离容器)中的效用，工艺管线54'中的工艺料流从产物分馏塔130取出并在热交换器40中加热。工艺料流通过第三通路56进料并在热交换器40的壳程与来自氢化处理反应器12'的管线50中的氢化处理的流出物流进行热交换。热交换器40并且具体地是第三通路56可与产物分馏塔130(分离容器)下游连通，优选地直接下游连通。管线54'中的工艺料流可从产物分馏塔130的侧131中的入口54i'并且在用于塔顶管线132的入口132i与用于塔底管线134的入口134i之间并且优选地在管线116'中的汽提的氢化处理的液体料流的出口116o下方，取出到产物分馏塔130中。管线54'中的工艺料流可以具有在分馏塔顶蒸气料流和分馏塔底液体料流的初始沸点中间的初始沸点。工艺管线54'中的工艺料流优选地作为液体从产物分馏塔130中的塔板取出。工艺料流在热交换器40中的第三通路中被加热并在返回工艺管线58'中通过出口54i'上方的返回工艺管线的出口58o'返回到产物分馏塔130。产物分馏塔130可与热交换器40并且具体地是该热交换器的第三通路56下游连通，优选地直接下游连通。
我们发现，与在汽提的氢化处理的液体料流进入产物分馏塔之前对其进行常规加热相比，对从产物分馏塔130取出的该工艺料流进行加热并将其返回到分馏塔可显著降低针对再沸器142的加热器负荷。此外，以这种方式加热工艺料流还令人惊讶地降低了塔顶冷凝器133所需的负荷。仅通过使用可在具有较小温差的热料流之间交换热量的热交换器40诸如STHE就能够实现这些令人惊讶的有益效果。因为管线54'中的工艺料流已经是热的，所以之前并未研究过工艺料流与氢化处理的流出物流之间的有效热交换。
方法和设备10'的其余部分如图1所描述。
图3示出了图2的方法和设备的另选实施方案，其中氢化处理反应器12'是氢化裂解反应器并且分离器容器与汽提塔110'下游连通而产物分馏塔130*与分离器容器下游连通。具有与图2中相同构型的图3中的元件将具有与图2中相同的附图标号。具有与图2中的对应元件不同构型的图3中的元件将具有相同的附图标号，但用星号(*)表示。图3的实施方案的构型和操作基本上与图2中的相同，但有以下例外。
在图3中，分离器容器是将汽提的氢化处理的液体料流分离成管线162中的预闪蒸塔顶蒸气料流和管线164中的预闪蒸塔底液体料流的预闪蒸罐160。管线162中的预闪蒸塔顶蒸气料流被进料至产物分馏塔130*，并且管线164中的预闪蒸塔底液体料流在管线166中的进料预闪蒸塔底液体料流和管线54*中的工艺料流之间分流。管线166中的预闪蒸塔底液体料流被进料至产物分馏进料预热器142*，其代替图2的再沸器142，用于向产物分馏塔130*提供热量。来自预热器142*的加热的预闪蒸塔底液体料流在管线168中通过在管线162中用于预闪蒸塔顶蒸气料流的出口162o下方的出口168o进料至产物分馏塔130*。
为了减少产物分馏塔130*中的效用，工艺管线54*中的工艺料流从预闪蒸塔底管线164中的预闪蒸塔底液体料流的一部分取出并在热交换器40中加热。工艺料流通过第三通路56进料并在热交换器40的壳程与来自氢化处理反应器12'的管线50中的氢化处理的流出物流进行热交换。热交换器40并且具体地是第三通路56可与预闪蒸罐160(分离容器)下游连通，优选地直接下游连通。管线54*中的工艺料流可从预闪蒸罐160的底部从优选地低于管线116*中的汽提的氢化处理的液体料流的出口116o*的入口164i取出到预闪蒸罐160中。工艺管线54*中的工艺料流在热交换器40中的第三通路56中被加热并在返回工艺管线58*中通过入口164i上方的出口58o*返回到管线164并且在管线116*的出口116o*下方被预闪蒸之后再进入产物分馏塔130。管线58*中的加热的返回工艺料流可另选地在与管线116*中的汽提的氢化处理料流合并，之后再一起进入预闪蒸罐160。预闪蒸罐160可与热交换器40并且具体地是该热交换器的第三通路56下游连通，优选地直接下游连通。
方法和设备10*的其余部分如图2所描述。
实施例
我们进行了模拟以确定与在将汽提的氢化处理的液体料流进料至产物分馏塔之前对其进行加热相比，通过使从产物分馏塔取出的工艺料流与氢化处理的流出物流进行热交换而提供的加热器负荷的降低。返回温度是进料至产物分馏塔的加热的工艺料流的温度。比较示于表中。
表
与常规预加热至产物分馏塔的汽提进料相比，以这种方式将从产物分馏塔取出的工艺料流与氢化处理的流出物流进行热交换并将其返回到塔，基于最近的设计，可将分馏塔再沸器加热器负荷降低高达13.7MMBtu/hr(3.5MMkcal/hr)，基于美国墨西哥湾沿岸价格，价值350,000$/年。另外，冷凝器负荷也令人惊讶地降低了类似的负荷。这种附加有益效果非常显著并且通过使用STHE是可行的。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本公开的第一实施方案是一种氢化处理方法，该氢化处理方法包括：在氢化处理反应器中利用氢气料流在氢化处理催化剂上对烃进料流进行氢化处理，以提供氢化处理的流出物流；分离氢化处理的流出物流，以提供氢化处理的蒸气料流和氢化处理的液体料流；以及在分离容器中将氢化处理的液体料流分离成塔顶蒸气料流和塔底液体料流；以及加热从分离容器取出的氢化处理工艺料流，以提供加热的工艺料流并将加热的工艺料流返回到分离容器。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括通过热交换来加热工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括通过与氢化处理的流出物流进行热交换来加热工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括通过与氢化处理的流出物流进行热交换来同时加热烃进料流和工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将烃进料流分流成至少第一进料流和第二进料流，以及通过与氢化处理的流出物流进行热交换来同时加热第一烃进料流、第二烃进料流和工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在螺旋管热交换器中执行热交换。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括通过与汽提料流接触来汽提氢化处理的液体料流以除去分离容器中的挥发性物质，从而提供塔顶蒸气料流和塔底液体料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中工艺料流从分离容器的一侧取出。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将氢化处理的流出物流分离以提供氢化处理的蒸气料流和氢化处理的液体料流还包括通过与汽提料流接触来汽提热氢化处理的液体料流以除去挥发性物质，从而提供氢化处理的液体料流和氢化处理的蒸气料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括用从分离容器中从塔底液体料流取出工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括从塔底液体料流取出分馏进料流以及将该分馏进料流分馏。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在分离容器中将氢化处理的液体料流分馏。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括从分离容器取出具有介于塔顶蒸气料流和塔底液体料流的初始沸点中间的初始沸点的工艺料流。
本公开的第二实施方案是一种分离方法，该分离方法包括：在分离容器中分离料流，以提供塔顶蒸气料流和塔底液体料流；从分离容器取出具有介于塔顶蒸气料流和塔底液体料流的初始沸点中间的初始沸点的工艺料流；以及在螺旋管热交换器中热交换工艺料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在螺旋管热交换器的壳程中使工艺料流与热料流热交换。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，在螺旋管热交换器中使工艺料流和另一料流与热料流同时热交换。
本公开的第三实施方案是一种氢化处理设备，该氢化处理设备包括：氢化处理反应器；分离容器，该分离容器与氢化处理反应器下游连通；和热交换器，该热交换器具有与分离容器下游连通的通路，并且分离容器与热交换器的该通路下游连通。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中分离容器是汽提塔。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括与氢化处理反应器下游连通的汽提塔，并且分离容器与汽提塔下游连通。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中分离容器是在塔底管线中具有再沸器的分馏塔。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种氢化处理方法，所述氢化处理方法包括：
在氢化处理反应器中利用氢气料流在氢化处理催化剂上对烃进料流进行氢化处理，以提供氢化处理的流出物流；
分离所述氢化处理的流出物流，以提供氢化处理的蒸气料流和氢化处理的液体料流；以及
在分离容器中将所述氢化处理的液体料流分离成塔顶蒸气料流和塔底液体料流；以及
加热从所述分离容器取出的工艺料流，以提供加热的工艺料流并将所述加热的工艺料流返回到所述分离容器。
2.根据权利要求1所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括通过热交换来加热所述工艺料流。
3.根据权利要求2所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括通过与所述氢化处理的流出物流进行热交换来加热所述工艺料流。
4.根据权利要求3所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括通过与所述氢化处理的流出物流进行热交换来同时加热所述烃进料流和所述工艺料流。
5.根据权利要求4所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括将所述烃进料流分流成至少第一进料流和第二进料流，以及通过与所述氢化处理的流出物流进行热交换来同时加热所述第一烃进料流、所述第二烃进料流和所述工艺料流。
6.根据权利要求4所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括在螺旋管热交换器中执行所述热交换。
7.根据权利要求1所述的氢化处理方法，所述氢化处理方法还包括通过与汽提料流接触来汽提所述氢化处理的液体料流以除去所述分离容器中的挥发性物质，从而提供所述塔顶蒸气料流和所述塔底液体料流。
8.根据权利要求6所述的氢化处理方法，其中所述工艺料流从所述分离容器的一侧取出。
9.根据权利要求1所述的氢化处理方法，其中将所述氢化处理的流出物流分离以提供氢化处理的蒸气料流和氢化处理的液体料流还包括通过与汽提料流接触来汽提热氢化处理的液体料流以除去挥发性物质，从而提供所述氢化处理的液体料流和所述氢化处理的蒸气料流。
10.一种氢化处理设备，所述氢化处理设备包括：
氢化处理反应器；
分离容器，所述分离容器与所述氢化处理反应器下游连通；和
热交换器，所述热交换器具有与所述分离容器下游连通的通路，并且所述分离容器与所述热交换器的所述通路下游连通。
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