CN118043434A - 用于生产可再生产物料流的方法 - Google Patents

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Abstract

以中等的加氢脱氧比对富集具有10至13个碳原子的游离脂肪酸的可生物再生进料进行加氢脱氧，该加氢脱氧比小于用于传统可生物再生进料诸如植物油或甚至矿物原料的加氢脱氧比，从而可生产洗涤剂行业所需范围内的正构烷烃。可进行加氢异构化或异构‑正构分离任一者以提供绿色燃料料流。提出两个反应器，一个用于富集具有10至13个碳原子的游离脂肪酸的该可生物再生进料的加氢脱氧，而另一个用于在较高脱氧比下操作的传统的可生物再生进料或甚至矿物进料。

Description

用于生产可再生产物料流的方法
优先权声明
本申请要求2021年10月28日提交的美国专利申请序列号17/513,651的优先权，该申请的全部内容以引用方式并入本文。
技术领域
本领域是用于从可再生进料料流生产产物料流的方法。具体地说，本领域是用于从可再生进料料流生产洗涤剂料流和燃料料流的方法。
背景技术
直链烷基苯是具有式C6H5CnH2n+1的有机化合物。虽然烷基碳数“n”可以具有任何实际值，但洗涤剂制造商期望烷基苯具有在9至16范围内，以及优选地在10至13范围内的烷基碳数。当烷基苯用作生产用于洗涤剂的表面活性剂的中间体时，通常需要这些特定范围。在10至13范围内的烷基碳数符合洗涤剂行业的规格。
因为由烷基苯产生的表面活性剂是可生物降解的，所以烷基苯的生产自20世纪60年代最初用于洗涤剂生产以来增长迅速。烷基苯中的链烷烃链的直链度是材料的生物降解性和作为洗涤剂的有效性的关键。烷基苯的最终直链度的主要因素是链烷烃组分的直链度。
虽然利用基于烷基苯的表面活性剂制成的洗涤剂是可生物降解的，但用于产生烷基苯的方法不是基于可再生来源。具体地，烷基苯目前由从地球上提取的原油提炼的煤油生产。由于对化石燃料开采的环境偏见日益严重以及对耗尽化石燃料矿床的经济担忧，可能支持在洗涤剂和其他行业中使用可生物降解表面活性剂的替代来源。
因此，期望提供具有高直链度并且由并非从地球上提取的可生物再生来源制成的直链烷基苯。此外，希望由来自植物、动物、坚果和/或种子油的容易加工的甘油三酯和脂肪酸提供可再生的直链烷基苯。棕榈仁油、椰子油和巴巴苏油具有与洗涤剂行业期望的烷基碳数范围一致的组成。
生物燃料可以与直链烷基苯共同生产。根据随后的本发明的具体实施方式和所附权利要求，当结合附图和本发明背景时，本发明的其他期望特征和特性将变得显而易见。
发明内容
我们已经发现，富集具有10至13个碳原子的游离脂肪酸的可生物再生进料按中等的加氢脱氧比转化成有利于洗涤剂烷基化的烷烃组合物，该加氢脱氧比小于用于传统可生物再生进料(诸如植物油)的加氢脱氧比。本公开提出两个反应器，一个用于富集具有12和14个碳原子的游离脂肪酸的可生物再生进料的加氢脱氧，而另一个用于在较高脱氧比下操作的传统的可生物再生进料或甚至矿物进料。
根据本公开的以下详细描述，本公开的其他细节和实施方案将变得显而易见。
附图说明
图1为本公开的转化单元的示意图；
图2是图1的另选转化单元的示意图；并且
图3是可与图1或图2的转化单元一起使用的苯烷基化单元的示意图。
具体实施方式
本公开致力于从可再生来源生产用于洗涤剂生产和喷气燃料和/或柴油的烷基苯。许多植物油具有脂肪酸，当这些脂肪酸被加氢脱氧时产生具有16至18个碳的正构烷烃，其长于洗涤剂生产商所期望的值。然而，一些可再生来源(诸如棕榈仁油(PKO)、椰子油和巴巴苏油)具有脂肪酸，当这些脂肪酸被脱氧时产生具有10至13个碳的正构烷烃。具有10至13个碳的正构烷烃是洗涤剂生产商对于洗涤剂中使用的烷基苯上的烷基所期望的期望碳数。
我们已发现，加氢脱氧的程度可以影响对在10至13个碳范围内的每种正构烷烃的选择性。对于具有含12和14个碳原子的脂肪酸的可生物再生进料，加氢脱氧反应使其分别转化为具有对应的12和14个碳原子数目的正构烷烃。例如，具有14个碳原子的脂肪酸的甘油三酯的加氢脱氧反应产生十四烷:
然而，脱羧反应或脱羰基反应将具有12和14个碳原子的脂肪酸转化为比具有11和13个碳原子的脂肪酸少一个碳原子的正构烷烃。例如，具有14个碳原子的脂肪酸的甘油三酯的脱羧反应产生十三烷和二氧化碳：
大程度的加氢脱氧可以使经加氢脱氧的组合物在很大程度上偏向于正十四烷和正十二烷而不利于正十三烷和正十一烷。小程度的加氢脱氧可以使经加氢脱氧的组合物偏向于正十三烷和正十一烷而不利于正十四烷和正十二烷。加氢脱氧比由下式确定：
我们已发现，就百分比而言在35％与60％之间、优选在40％与55％之间的加氢脱氧提供了具有在洗涤剂规格(至少对于那些正构烷烃来说)所期望的范围内的正十一烷、正十二烷和正十三烷的经加氢脱氧的组合物。正癸烷在某些情况下较低，并且可能需要进行补充以满足洗涤剂规格。
具有碳数在15至20个碳范围内的脂肪酸的其它植物油通常经受高程度的加氢脱氧以获得达到喷气燃料或柴油范围内的烷烃。高程度的加氢脱氧与最适于洗涤剂生产的PKO、椰子油和巴巴苏油的中等程度的加氢脱氧并不相称。因此，我们提出将其它进料料流的加氢脱氧与产生10至13个碳、特别是11至13个碳的正构烷烃的可生物再生料流(诸如PKO、椰子油和巴巴苏油)的加氢脱氧分离，以实现洗涤剂生产中所期望的经加氢脱氧的组合物的更高产率。
在图1中，我们提出通过利用两个加氢脱氧反应器将具有大量含12和14个碳的脂肪酸的可生物再生进料料流的加氢脱氧与具有大量含14至20个碳的脂肪酸的另一可生物再生进料料流的加氢脱氧分离。
根据示例性实施方案，示出用于处理可生物再生进料料流的方法10。第一进料管线12可以输送第一可生物再生进料料流。术语“可生物再生进料料流”旨在包括除了从原油获得的那些原料之外的原料。可生物再生进料料流可包括包含甘油酯和游离脂肪酸中的至少一者的那些原料中的任一者。大部分甘油酯是甘油三酯，但也可存在和处理甘油单酯和甘油二酯。游离脂肪酸可以从磷脂获得，磷脂可以是原料中磷的来源。管线12中的第一可生物再生进料料流可包含基本上富集有具有12和14个碳原子的游离脂肪酸的生物油。游离脂肪酸可能依赖于甘油桥(glycerine bridge)。如本文所用，术语“实质”、“实质上地”或“证实”意指大于30％，合适地大于40％，并且优选地大于50％。
这种可生物再生油的实例包括PKO、椰子油和巴巴苏油。可预处理可生物再生原料以去除污染物，并且将其过滤以去除固体。管线12中的可生物再生进料料流可与来自管线14的氢合并，加热并馈送至第一加氢脱氧反应器16。
第二进料管线18输送第二进料料流。管线18中的第二进料料流可包含生物油的第二可生物再生进料料流，其包含具有10至20个碳原子(取决于甘油桥)的游离脂肪酸。第二进料料流可以是常规的可生物再生油，诸如不富集具有12或14个碳原子的游离脂肪酸的植物油。管线18中的第二进料料流可包含生物油，其基本上富集不具有12或14个碳原子的游离脂肪酸。多种不同的可生物再生原料可适用于第二进料管线18中的第二可生物再生进料料流。这些可生物再生原料的示例包括但不限于亚麻油、低芥酸菜籽油、玉米油、大豆油、油菜籽油、豆油、菜籽油、妥尔油、葵花油、大麻籽油、橄榄油、亚麻籽油、蓖麻油、花生油、芥菜油、牛脂、黄色和棕色油脂、猪油、鲸油、牛奶中的脂肪、鱼油、藻油、污水污泥等。可生物再生原料的附加示例包括来自包括以下物质的组的非食用性植物油：麻风树(Jatrophacurcas)(Ratanjot,Wild Castor,Jangli Erandi)、印度紫荆木(Madhuca indica)(Mohuwa)、水黄皮(Pongamia pinnata)(Karanji,Honge)、海棠果(calophylluminophyllum)、辣木(moringa oleifera)和印度苦楝树(Azadirachta indica)(Neem)。典型植物或动物脂肪的甘油三酯和FFA在其结构中包含具有8至30个碳原子的脂族烃链。如将理解的，可生物再生原料可包括前述示例中的一者或多者的混合物。管线18中的第二进料料流可与来自管线20的氢合并，加热并馈送至加氢处理反应器22。
第一加氢脱氧反应器16可包括加氢脱氧催化剂床，其用于在氢存在下对第一可生物再生进料料流进行加氢脱氧以使第一可生物再生进料料流加氢脱氧，从而提供第一经加氢脱氧的料流。加氢处理反应器22可包括加氢处理催化剂床，其用于在氢存在下对第二进料料流进行加氢处理以加氢处理第二进料料流，从而提供经加氢处理的料流。在图1的实施方案中，加氢处理反应器可包括第二加氢脱氧反应器22，其包括加氢脱氧催化剂床，该加氢脱氧催化剂床用于在氢存在下对第二可生物再生进料料流进行加氢脱氧以使第二可生物再生进料料流加氢脱氧，从而提供第二经加氢脱氧的料流。
在加氢脱氧反应器16、22中发生的加氢脱氧反应包括加氢脱羰和加氢脱羧基反应。另外，其它加氢处理反应在加氢脱氧反应器16、22中发生，包括烯烃饱和、去除磷的加氢脱金属、加氢脱硫和加氢脱氮。
第一加氢脱氧反应器16中的条件可包括250℃(482℉)至400℃(752℉)的温度和700kPa(abs)(100psig)至21MPa(abs)(3000psig)的压力。加氢脱氧反应器温度可保持较低，对于典型的可生物再生原料小于343℃(650℉)，并且对于具有较高游离脂肪酸(FFA)浓度的原料小于304℃(580℉)，以避免存在于FFA中的烯烃的聚合。通常，1.9MPa(abs)(285psia)至14.7MPa(abs)(2133psia)的加氢脱氧反应器压力是合适的。
第一加氢脱氧反应器16和第二加氢处理反应器22可包括保护床催化剂，该保护床催化剂包含在载体上的碱金属。可用于该方法的碱金属包括镍、铬、钼和钨。可使用的其它碱金属包括锡、铟、锗、铅、钴、镓和锌。碱金属在硫化物形式下是活性的。在另外的实施方案中，保护床催化剂可包含第二金属，其中第二金属包括以下金属中的一者或多者：锡、铟、钌、铑、铼、锇、铱、锗、铅、钴、镓、锌和铊。氧化铝上镍钼催化剂可以是保护床中合适的催化剂。可在间隔或夹层位置处注入氢骤冷料流以控制温度放热。
第一加氢脱氧反应器16和第二加氢处理反应器22还可以包括加氢脱氧催化剂床以进一步使相应的进料料流加氢脱金属、加氢脱氧(包括加氢脱羰和加氢脱羧基)、加氢脱氮和加氢脱硫。去除的金属包括碱金属和碱土金属以及磷。可生物再生原料中的正构烷烃链的烯属或不饱和部分也是饱和的。加氢脱氧反应(包括加氢脱羧和加氢羰基化反应)从可生物再生原料分子去除含氧化合物官能团，这些含氧化合物官能团被转化为水和碳氧化物。加氢脱氧催化剂还催化可生物再生进料料流中有机硫的脱硫以及有机氮的脱氮。
加氢脱氧催化剂可包括分散在高表面积载体(诸如氧化铝)上的镍、镍/钼或钴/钼。合适的加氢处理催化剂包括可购自伊利诺斯州德斯普兰斯的环球油品公司(UOP LLC,Des Plaines,Illinois)的BDO 200或BDO 300。加氢脱氧催化剂应处于硫化形式。来自管线24中的再循环氢料流的硫化氢可以为催化剂硫化提供硫。
第一加氢脱氧反应器16产生管线26中的经加氢脱氧的料流。经加氢脱氧的料流包含烃馏分，其具有在10至13个碳原子范围内、优选在11至13个碳原子范围内的显著正构烷烃浓度。烃馏分中的含氧化合物浓度基本上为零，而烯烃浓度相对于第一可生物再生进料料流显著降低。烃馏分中的有机硫浓度可不超过500wppm，并且烃馏分中的有机氮浓度可小于10wppm。操作第一加氢脱氧反应器16中的条件以实现35％至60％且优选40％至55％的加氢脱氧比。
第二加氢处理反应器22产生管线28中的经加氢处理的料流。经加氢处理的料流可以是管线28中的第二经加氢脱氧的料流，在这种情况下，管线26中的经加氢脱氧的料流是第一经加氢脱氧的料流。经加氢处理的料流包含烃馏分，其具有在14至20个碳原子范围内的显著正构烷烃浓度。烃馏分中的含氧化合物浓度基本上为零，而烯烃浓度相对于第一可生物再生进料料流显著降低。烃馏分中的有机硫浓度可不超过500wppm，并且烃馏分中的有机氮浓度可小于10wppm。加氢处理反应器22中的条件可以包括250℃(482℉)至400℃(752℉)的温度和700kPa(abs)(100psig)至21MPa(abs)(3000psig)和优选1.9MPa(abs)(285psia)至14.7MPa(abs)(2133psia)的压力。操作第二加氢处理反应器22中的条件以实现大于第一加氢脱氧反应器16中的加氢脱氧比和/或以便实现大于55％、合适地大于60％且优选至少90％的加氢脱氧比。
可冷却管线26中的经加氢脱氧的料流并在第一分离器30中分离，以在塔顶管线18中提供氢气料流并在塔底管线32中提供经加氢脱氧的液体料流。可从分离器30中下垂的储槽中去除含水料流。第一分离器30可与加氢脱氧反应器16和未示出的上游热分离器在下游连通。第一分离器30可在30℃(116℉)至70℃(158℉)下操作。考虑到通过居间设备的压降，第一分离器30可在比加氢脱氧反应器32略低的压力下操作。第一分离器30可在介于1.9MPa(abs)(285psia)与14.7MPa(abs)(2133psia)之间的压力下操作。
可冷却管线28中的经加氢处理的料流并在第二分离器34中分离，以在塔顶管线18中提供氢气料流并在塔底管线36中提供经加氢脱氧的液体料流。可从分离器34中下垂的储槽中去除含水料流。第二分离器34可与加氢处理反应器28和未示出的上游热分离器在下游连通。第二分离器34可在30℃(116℉)至70℃(158℉)下操作。考虑到通过居间设备的压降，第二分离器34可在比加氢处理反应器22略低的压力下操作。第二分离器34可在介于1.9MPa(abs)(285psia)与14.7MPa(abs)(2133psia)之间的压力下操作。
在一个实施方案中，第一分离器30和第二分离器34可以在同一容器中，其中挡板将第一分离器中的液体与第二分离器34中的液体隔离。挡板可以具有密封到容器底部的底部边缘，但具有与容器顶部间隔开的顶部边缘。因此，第一分离器30和第二分离器34可以共享相同的塔顶出口24，但是具有隔离的底部出口32和36以及隔离的储槽出口。
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。术语“连通”是指在列举的部件之间可操作地允许流体流动，其可被表征为“流体连通”。术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分流体可以从与其流体连通的对象可操作地流动。
管线32中的经加氢脱氧的液体料流可以在分流塔40中分馏以产生三种料流。另选地，可采用多个塔。分流塔顶料流在塔顶管线中从分流塔40中抽出，在冷却器中冷凝并且被馈送至分离器。冷凝的塔顶料流作为回流通过回流管线再循环至分流塔40，并且在净塔顶管线42中抽出包含C9-烃的净蒸气料流，这些C9-烃包含绿色LPG和石脑油。绿色LPG和石脑油可以在下游分离。在管线44中从分流塔40的一侧41中取出包含呈C10至C13碳范围内的轻质正构烷烃料流的液体侧料流。轻质正构烷烃料流的组成满足至少C11至C13正构烷烃的适用洗涤剂烷基化规格。术语“Cx”应理解为是指具有由下标“x”表示的碳原子数的分子。类似地，术语“Cx-”是指含有小于或等于x、并且优选地x和更少个的碳原子的分子。术语“Cx+”是指具有大于或等于x并且优选地x和更多个碳原子的分子。管线44中的轻质正构烷烃料流可以输送至图3中的洗涤剂烷基化单元200。
分流塔底料流通过塔底管线从分流塔40中抽出，其中分流塔底料流的一部分流过再沸器管线、再沸器加热器，并被加热返回到分流分馏塔40。分流塔底料流的剩余部分流过包含呈C14至C20碳范围内的重质正构烷烃料流的净塔底管线46。分流分馏塔40在230℃至270℃的塔底温度范围和20kPa至微真空400mm Hg(abs)的塔顶压力下操作。据设想，可以使用两个分馏塔来提供三种料流，而不是产生侧料流的单个塔。
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。除非另外指明，否则塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸取出物的塔下游到塔的净管线。汽提塔可省略塔的塔底处的再沸器，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。
将一部分经加氢处理的料流与重质正构烷烃料流在净塔底管线46中混合。具体地，在图1的实施方案中，将第二塔底管线36中的经加氢处理的液体料流与重质正构烷烃料流混合以在管线48中提供加氢异构化进料料流。可将管线48中的加氢异构化进料料流与管线56中的再循环料流和管线52中的加氢异构化氢料流合并，并馈送至加氢异构化反应器50。为了改善冷流特性，加氢异构化进料料流可以在加氢异构化条件下在加氢异构化反应器50中与加氢异构化催化剂接触，以将正构烷烃加氢异构化为支链烷烃。
加氢异构化反应器50中的正构烃的加氢异构化(也称为加氢脱蜡)可通过一个或多个加氢异构化催化剂床完成，并且加氢异构化可在同向流操作模式下操作。
合适的加氢异构化催化剂可包括元素周期表第VIII族(IUPAC 8-10)的金属和载体材料。合适的第VIII族金属包括铂和钯，它们中的每一者可单独或组合使用。载体材料可以是无定形的或结晶的。合适的载体材料包括无定形氧化铝、无定形二氧化硅-氧化铝、镁碱沸石、ALPO-31、SAPO-11、SAPO-31、SAPO-37、SAPO-41、SM-3、MgAPSO-31、FU-9、NU-10、NU-23、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-50、ZSM-57、MeAPO-11、MeAPO-31、MeAPO-41、MgAPSO-11、MgAPSO-31、MgAPSO-41、MgAPSO-46、ELAPO-11、ELAPO-31、ELAPO-41、ELAPSO-11、ELAPSO-31、ELAPSO-41、浊沸石、钙霞石、菱钾铝矿、辉沸石的氢形式、丝光沸石的镁或钙形式、以及帕水钙石的镁或钙形式，它们中的每一者可单独或组合使用。ALPO-31描述于US4,310,440中。SAPO-11、SAPO-31、SAPO-37和SAPO-41描述于US4,440,871中。SM-3描述于US4,943,424、US5,087,347、US5,158,665和US5,208,005中。MgAPSO是MeAPSO，它为金属铝磷硅酸盐分子筛的首字母缩略词，其中金属Me是镁(Mg)。合适的MgAPSO-31催化剂包括MgAPSO-31。MeAPSO描述于US4,793,984中，而MgAPSO描述于US4,758,419中。MgAPSO-31是优选的MgAPSO，其中31意指具有结构类型31的MgAPSO。许多最初具有减小孔径的天然沸石(诸如镁碱沸石)可通过铵离子交换和煅烧去除相关碱金属或碱土金属来转化为适于烯烃骨架加氢异构化的形式以产生基本上氢的形式，如US4,795,623和US4,924,027中所教导。骨架加氢异构化的其他催化剂和条件公开于US5,510,306、US5,082,956和US5,741,759中。加氢异构化催化剂还可包括选自以下物质的改性剂：镧、铈、镨、钕、钐、钆、铽以及它们的混合物，如US5,716,897和US5,851,949中所述。其他合适的载体材料包括ZSM-22、ZSM-23和ZSM-35，它们在US5,246,566和名称为S.J.Miller，“用于通过蜡异构化使润滑油脱蜡的新分子筛方法”，2《微孔材料》，第439-449页，1994年(S.J.Miller,“New Molecular SieveProcess for Lube Dewaxing by Wax Isomerization,”2Microporous Materials 439-449(1994))的文章中被描述用于脱蜡。US5,444,032和US5,608,968教导了合适的双官能催化剂，该双官能催化剂由无定形二氧化硅-氧化铝凝胶和一种或多种属于第VIIIA族的金属构成，并且对含有多于15个碳原子的长链正构烷烃的加氢异构化有效。US5,981,419和US5,908,134教导了一种合适的双功能催化剂，其包含：(a)与选自硼-硅酸盐(BOR-B)和硼-铝硅酸盐(Al-BOR-B)的β-沸石同构的多孔结晶材料，其中SiO2:Al2O3的摩尔比高于300:1；(b)属于第VIIIA族的选自铂和钯的一种或多种金属，其量在0.05重量％至5重量％的范围内。V.Calemma等人,《应用催化A：概述》(App.Catal.A:Gen.),190(2000),207教导了另一种合适的催化剂。可购自伊利诺斯州德斯普兰斯(Des Plaines,Illinois)的万国油品有限责任公司(UOP LLC)的DI-100可为一种合适的催化剂。
加氢异构化条件通常包括250℃(482℉)至400℃(752℉)的温度和1.9MPa(abs)(285psia)至14.7MPa(abs)(2133psia)的压力。.在另一个实施方案中，加氢异构化条件包括300℃(572℉)至360℃(680℉)的温度和3102kPa(abs)(450psia)至6895kPa(abs)(1000psia)的压力。
来自加氢异构化反应器50的加氢异构化管线54中的加氢异构化料流是富含支链烷烃的料流。术语“富含”意指流出物流具有比进入加氢异构化反应器84的料流更高浓度的支链烷烃，并且优选地包含大于50质量％支链烷烃的总烷烃含量。据设想，加氢异构化流出物可含有70质量％、80质量％或90质量％支链烷烃的总烷烃含量。
管线54中的加氢异构化料流可以在未示出的分离器中分离，并在加氢异构化汽提器60中汽提出轻质物，以在塔顶管线62中提供轻质气态料流并在塔底管线64中提供绿色燃料料流。加氢异构化汽提器60可以用来自管线66的蒸汽汽提加氢异构化料流，并且在149℃(300℉)与288℃(550℉)之间的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)至不超过2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力下操作，该塔顶压力刚好低于加氢异构化反应器50的压力(考虑到居间设备的压降)。
管线64中的绿色燃料液体料流可以在产物塔70中干燥和分馏以产生三种料流。产物塔顶料流在塔顶管线中从产物塔70中抽出，在冷却器中完全冷凝并且被馈送至分离器。将冷凝的塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线再循环到产物分馏塔70，并且在净塔顶液体管线72中抽出包含绿色石脑油的净液体料流。在管线74中从产物塔70的一侧71中取出液体侧料料流，其包含初始沸点为80℃至120℃和端点为290℃至310℃的喷气燃料范围内的烷烃料流。如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-86得出的样品开始沸腾的温度。如本文所用，术语“端点”(EP)意指使用ASTM D-86得出的样品全部煮沸的温度。
产物塔底料流通过塔底管线从产物塔70中抽出，其中分流塔底料流的一部分流过再沸器管线、再沸器加热器，并被加热返回到产物分馏塔70。产物塔底料流的剩余部分流过包含呈C17至C20碳范围内的绿色柴油的净塔底管线76。可在管线56中再循环部分或全部绿色柴油料流以与管线48中的加氢异构化进料料流合并，并在加氢异构化反应器50中进行加氢异构化。可以在管线78中回收部分或全部绿色柴油。产物分馏塔70在250℃(482℉)与350℃(662℉)的塔底温度范围和200mm Hg(在0℃下的abs)(3.9psia)至不超过1.0MPa(abs)(145psia)的塔顶压力下操作。
图2描述了一个实施方案，其中管线18'中的第二进料料流是矿物油料流(诸如煤油)，并且第二加氢处理反应器22'含有加氢处理催化剂。图2中的许多元件具有与图1中相同的构型，并且具有相同的参考标号。图2中对应于图1中的元件但具有不同构型的元件具有与图1相同的附图标号，但用撇号(‘)标记。
管线18'中的第二进料料流可以是从地球上提取的常规烃进料料流，诸如矿物油料流。在一个实施方案中，管线18'中的烃进料料流优选为煤油料流。第二进料料流可包含在IBP介于70℃与120℃之间以及EP介于280℃与320℃之间的范围内沸腾的烃。使第一进料料流经加氢脱氧的，并如第一实施方案所述回收和加工经加氢脱氧的料流，但对第二进料料流进行加氢处理以去除可能存在于矿物油进料料流中的杂原子和饱和烯烃。将管线28中的经加氢处理的料流馈送至第二分离器34，该第二分离器可以在与第一分离器30相同的容器中，但是可将管线36'中的经加氢处理的液体料流馈送至吸附分离单元80以将正构烷烃与异构烷烃分离。正构烷烃是清净剂烷基化所期望的，而异构烷烃是燃料料流所期望的。
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，在加氢处理反应器22'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。
管线36'中的经加氢处理的液体料流被传递到吸附分离单元80。进料管线36'中的进料料流被传递穿过吸附剂分离单元80中的阀101，该阀将进料递送到吸附剂容器86中的适当床。
管线32中的经加氢脱氧的液体料流在如图1的实施方案中的分流塔40中被分馏。将净塔底管线46'中的重质正构烷烃料流与净塔底管线128中的提余物塔底料流一起馈送至产物塔以待被分馏成燃料料流。
如本文所用，术语“富含组分料流”或“组分料流”是指从容器出来的料流具有比到容器的进料大的组分浓度。如本文所用，术语“贫组分流”是指从容器出来的贫流具有比到容器的进料小的组分浓度。
在吸附剂分离单元80中，管线36'中的经加氢处理的液体料流被分离成正构烷烃料流和异构烷烃料流。经加氢处理的液体料流中的正构烷烃选择性地进入或吸留到吸附剂组分的多孔结构中，但支链烃通常不进入孔中。异构烷烃作为提余物料流离开该过程。为了提供用于从异构烷烃中分离正构烷烃的有用方法，必须解吸吸留的正构烷烃。在所公开的方法中，异或正戊烷、己烷、庚烷或辛烷以及它们的混合物可适当地用作解吸剂，以解吸提取物-解吸剂料流中的正构烷烃。
在吸附剂容器中使用的吸附剂优选地包括具有5埃的相对均匀孔径的铝硅酸盐分子筛。优选的吸附剂由美国伊利诺伊州德斯普兰斯市(Des Plaines,Illinois)的UOP LLC生产和销售的市售5A型分子筛提供。
吸附剂容器86可包括一系列垂直隔开的独立床，这些床通过一个床的底部与其下游相邻床的顶部之间的管道115相互连接。阀101可包括歧管装置或旋转阀，用于在下游方向上推进相应料流的入口和出口的点。吸附剂容器86以向下流动模式操作，但向上流动也可能是合适的。为简单起见，吸附剂容器86被示出为具有四个主要区域I-IV，但是当考虑不同的冲洗方案时，这些区域可被进一步细分。整个方法可具有在四个主要区域I-IV之间划分的其他数量的床，诸如八个、十二个或二十四个床。
经加氢处理的料流通过管线36'引入通过阀101，该阀被定位成将进料料流通过管线47送到区域I与区域II之间的吸附剂容器86中。提取物在区域II与区域III之间被抽出到管线33中，在提取物管线88中通过阀101输送到提取物分馏塔90，以从提取物中分离出解吸剂。解吸剂通过解吸剂管线92引入通过阀101，该阀被定位成将解吸剂通过解吸剂管线94送到区域III与区域IV之间的流程中。提余物在区域IV与区域I之间被抽出而通过提余物管线21、通过阀101并通过管线23到提余物分馏塔110。
通过周期性地向下游推进进料料流和解吸剂料流的引入点，同时向下游同等地推进提余物料流和提取物料流的离开点，实现模拟逆流流动。区域I被定义为在进料料流入口和提余物出口之间界定的区域；区域II被定义为在提取物料流出口和解吸剂入口之间界定的区域；区域III被定义为在解吸剂入口和提取物出口之间界定的区域；并且区域IV被定义为在提余物料流出口和解吸剂料流入口之间界定的区域。典型的液相操作是优选的，例如，温度为50℃至300℃，并且更特别地不超过260℃，并且压力为略微超大气压至30个大气压。
特征在于包含较少吸附在吸附剂容器86中的分子的提余物从吸附剂容器中被抽出到提余物管线21中并通过阀101，并且通过管线23进入提余物分馏塔110。由于期望获得正构烷烃产物，因此操作提余物分馏塔24以分离两种馏分，即富含异构烷烃(在一个实施方案中，富含C10至C14异构烷烃)的提余物塔底料流和富含较为轻质的烷烃解吸剂(在一个实施方案中，富含C5或C6正构烷烃)的解吸剂塔底料流。解吸剂塔顶塔底料流从提余物分馏塔110中被抽出到塔顶管线112中，在冷却器113中冷凝并被馈送至分离器114。冷凝的提余物塔顶物的一部分作为回流通过回流管线115被再循环到提余物分馏塔110，并且冷凝的提余物塔顶物的剩余部分通过净提余物塔顶管线116被抽出。净提余物塔顶料流富含正戊烷或正己烷解吸剂，其可加入管线98中的提取物解吸剂料流中。两者均可在解吸剂管线92中通过阀101再循环到解吸剂管线94中的吸附剂容器86。
提余物塔底料流从提余物分馏塔110中被抽出并通过塔底管线125，其中提余物塔底料流的一部分流过再沸器管线126、再沸器加热器127，并被加热返回到提余物分馏塔110。提余物塔底料流的剩余部分作为富含异构烷烃的料流，特别是富含C10-C14异构烷烃的料流，流过净塔底管线128。由于提余物塔底料流富含异构烷烃，因此其将制成优异的燃料原料并被馈送至产物塔70。提余物分馏塔110在200℃至280℃的塔底温度范围和约大气压的塔顶压力下操作。
提取物料流包括更选择性地吸附在吸附剂容器86中的吸附剂上的分子。解吸剂从吸附剂容器86的解吸剂床III中的固体吸附剂置换出选择性吸附的正构烷烃。提取物和解吸剂被抽出到管线33中，并且阀101将管线33与管线88连接。提取物和解吸剂从吸附剂容器中抽出到通过阀101连接的提取物管线33中，在管线88中被引导至提取物分馏塔90。由于期望获得正构烷烃产物，因此操作提取物分馏塔90以分离两种馏分，即富含正构烷烃(在一个实施方案中，富含正戊烷或正己烷解吸剂)的提取物塔顶料流和富含正构烷烃提取物(在一个实施方案中，富含C10-C14正构烷烃)的塔底料流。解吸剂塔顶料流从提取物分馏塔90中被抽出到塔顶管线94中，在冷却器95中冷凝并被馈送至分离器96。将冷凝的解吸剂塔顶料流的一部分作为回流通过回流管线97再循环到提取物分馏塔90，并且冷凝的解吸剂塔顶料流的剩余部分通过净解吸剂提取物塔顶管线98抽出。解吸剂塔顶料流富含正戊烷或正己烷解吸剂，其可加入包含提余物解吸剂料流的管线116中的提余物解吸剂料流。两者均可在解吸剂管线92中通过阀101再循环到解吸剂管线94中的吸附剂容器86。
提取物塔底料流从提取物分馏塔90中被抽出并通过塔底管线104，其中提取物塔底料流的一部分流过再沸器管线106、再沸器加热器105，并被加热返回到提取物分馏塔90。提取物塔底料流的剩余部分作为富含正构烷烃的料流，特别是富含C10-C14正构烷烃的料流，流过管线108。提取物分馏塔90在200℃至280℃的塔底温度范围和大气压的塔顶压力下操作。
提取物塔底管线108中的提取物塔底料流包含大量浓度的正构烷烃，其可与来自分流塔40的侧管线44中的轻质正构烷烃料流一起输送至图3中的洗涤剂烷基化单元。
图3描绘了烷基苯单元200，可在管线130中向该烷基苯单元馈送来自图1和图2的在管线44中的来自分流塔40的一侧41的液体侧料流(其包含在C10至C13碳范围内的轻质正构烷烃料流)和/或来自图2的在提取物塔底管线108中的提取物塔底料流(其包含显著浓度的正构烷烃)。
如图3中所示，来自管线44和可能的管线108的在C10至C13碳范围内的轻质正构烷烃料流在与管线282中的再循环烷烃料流混合之后被引入到烷基苯单元200中。管线44和108中的轻质正构烷烃料流还可以用管线132中的正癸烷料流补充以满足清净剂烷基化规格，并且可将管线130中的合并的轻质正构烷烃料流馈送至烷基苯单元200中的脱氢反应器210。在脱氢反应器210中，使管线130中的轻质烷烃脱氢成与轻质正构烷烃料流具有相同碳数的单烯烃。通常，脱氢通过已知的催化方法进行，诸如可从伊利诺伊州德斯普兰斯的UOPLLC获得的商业上流行的Pacol方法。二烯烃(即，二烯)和芳族化合物也作为脱氢反应的不希望的结果产生，如以下反应式所示：
单烯烃的形成：CXH2X+2→CXH2X+H2
二烯烃的形成：CXH2X→CXH2X-3+H2
芳族化合物的形成：CXH2X-2→CXH2X-6+2H2
脱氢反应器210的操作条件包括5LHSV至50LHSV和20LHSV至32LHSV的空速；35kPa(5psig)至350kPa(50psig)和105kPa(15psig)至175kPa(25psig)的压力；400℃至500℃和440℃至490℃的温度，以及1至12和3至7的氢与烃的摩尔比。合适的催化剂的示例是铂/氧化铝催化剂，其中铂用衰减剂金属衰减。另一种合适的催化剂描述于US 6,177,381中。该单元可以在干燥的情况下操作，或在注水高达2000质量ppm水的情况下进行操作。
在图3中，脱氢的轻质正构烯烃料流212离开脱氢反应器210，包含单烯烃和氢以及一些二烯烃和芳族化合物。将管线212中的经脱氢的料流递送至分离器220，以用于从管线212中的经脱氢的轻质正构烯烃料流中去除氢。如图所示，氢以氢再循环料流222离开分离器220，该氢再循环料流可再循环至图1或图2中的管线20以支持上游的加氢脱氧或加氢处理过程。
分离器220产生塔底管线224中的经脱氢的液体轻质正构烯烃料流，其包含单烯烃和脱氢过程期间形成的任何二烯烃和芳族化合物。经脱氢的液体轻质正构烯烃料流224离开分离器220并进入选择性氢化反应器230，诸如可从UOP,LLC获得的DeFine反应器。选择性氢化反应器230选择性地氢化经脱氢的液体轻质正构烯烃料流224中的至少一部分二烯烃以形成附加的单烯烃。因此，形成具有增加的单烯烃浓度的选择性脱氢的轻质正构烯烃料流232。
如图所示，选择性脱氢的料流232从选择性加氢反应器230传递到轻质物分离器240，诸如汽提塔，其去除塔顶管线242中的轻馏分(light end)料流，该轻馏分料流含有任何轻质物，诸如丁烷、丙烷、乙烷和甲烷，这些轻质物是在上游加工期间由裂化或其它反应产生的。在去除轻馏分的情况下，可以将塔底管线244中的脱轻质物的轻质正构烯烃料流递送至芳族化合物去除单元250，诸如可自UOP,LLC获得的Pacol Enhancement Process。芳族化合物去除单元250从塔底管线244中的脱轻质物的轻质正构烯烃料流中去除管线252中的芳族化合物，此可能通过与溶剂接触来进行，以产生管线254中的在C10至C13范围内的脱芳族化合物的轻质正构烯烃料流。
将管线254中的轻质正构烯烃料流和苯料流256馈送至烷基化单元260中。烷基化单元260保持支持苯与单烯烃的烷基化的催化剂，诸如固体酸催化剂。氟化二氧化硅-氧化铝、氟化氢(HF)、氯化铝(AlCl3)和沸石催化剂是商业上用于苯与直链单烯烃的烷基化的主要催化剂的示例，并且可以用于烷基化单元260中。作为烷基化的结果，根据以下反应形成烷基苯，通常称为直链烷基苯(LAB)：
C6H6+CXH2X→C6H5CXH2X+1
并且烷基苯存在于管线262中的烷基化流出物中。
烷基化单元的合适操作条件包括1LHSV至10LHSV的空速、保持液相操作的压力(诸如2.1MPa(300psig)至4.2MPa(600psig))、在80℃至180℃和优选地120℃至170℃范围内的温度以及3至40和优选地8至35的苯与烯烃的摩尔比。
将管线256中的过量的苯供应至烷基化单元260以实现期望的高度烷基化。因此，离开烷基化单元260的烷基化流出物262含有烷基苯和未反应的苯。此外，管线262中的烷基化流出物还可以包括一些未反应的烷烃。将管线262中的烷基化流出物传递到苯分离单元270，诸如分馏塔，以用于从烷基化流出物中分离未反应的苯。未反应的苯以苯再循环料流272形式离开苯分离单元270，该苯再循环料流在苯管线256中被送回到烷基化单元260中以减少其中所需的新鲜苯的体积。
如图所示，苯汽提的料流在管线274中离开苯分离单元270并进入烷烃分离单元280，诸如分馏塔。在烷烃分离单元280中，将未反应的烷烃以在管线282中的再循环烷烃料流形式从苯汽提的料流274中去除，并送入管线44中的轻质正构烷烃料流和提取物塔底管线108中的提取物塔底料流中并与该二者混合，以提供管线130中的轻质正构烷烃料流以进行如上文所述的脱氢。此外，烷基苯料流284通过烷烃分离单元280分离并被馈送至烷基化物分离单元290。烷基化物分离单元290(其可以是例如多塔分馏单元)将重质烷基化物塔底料流294与管线292中的烷基苯产物料流分离。
作为烷基化后分离过程的结果，管线292中的直链烷基苯产物被分隔开，并离开烷基苯单元200。
通过以中等的加氢脱氧比对富集具有12和14个碳原子的游离脂肪酸的可生物再生进料进行加氢脱氧，该加氢脱氧比小于用于传统可生物再生进料诸如植物油或甚至矿物原料的加氢脱氧比，而可生产洗涤剂行业所需范围内的正构烷烃。可进行加氢异构化或异构-正构分离任一者以产生绿色燃料料流。
实施例
将PKO进料装入在表1中所示的加氢脱氧比下操作的加氢脱氧中试装置。通过调谐催化剂和选择反应温度来调节加氢脱氧比。
表1
HDO％ 92％ 75％ 60％ 55％ 50％ 40％ 35％ 30％
nC10 6.7 5.2 4.0 3.6 3.2 2.5 2.2 1.8
nC11 6.6 19.8 30.4 33.7 37.0 43.3 46.3 49.2
nC12 83.2 64.6 49.6 44.9 40.3 31.4 27.2 23.0
nC13 3.5 10.4 16.0 17.8 19.5 22.8 24.4 26.0
平均摩尔重量 167.3 166.7 166.2 166.0 165.9 165.6 165.5 165.4
中试装置中40％、50％和55％的加氢脱氧比提供nC11-13选择性和在表2中由示例性清净剂制造商指定的范围内的分子量。
表2
组分 范围，wt％
C10 13.5-22
C11 29.6-44.5
C12 25.5-45.7
C13 10.5-31
异构烷烃 <1.5
平均摩尔重量 160-164
为了满足示例性洗涤剂制造商的规格，添加正构C10以产生在表2的指定重量范围内的nC10-13，如表3中所示。
表3
HDO％ 55％ 50％ 40％
nC10 13.5 13.6 13.7
nC11 30.2 33.0 38.3
nC12 40.3 36.0 27.8
nC13 16.0 17.4 20.2
平均摩尔重量 163.2 163.0 162.5
产生的异构烷烃低于1.5wt％最大值，并且所得平均分子量满足表2的洗涤剂规格。通过操作加氢脱氧反应以实现期望的加氢脱氧比，可对适当的可生物再生进料进行加氢脱氧以达期望的选择性，特别是满足洗涤剂制造规格。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本发明的第一实施方案是一种用于氢化处理两种进料料流的方法，该方法包括：在氢和加氢脱氧催化剂的存在下对可生物再生进料料流进行加氢脱氧以产生经加氢脱氧的料流；在氢和加氢处理催化剂的存在下加氢处理第二进料料流以提供经加氢处理的料流；分馏该经加氢脱氧的料流以提供轻质正构烷烃料流和重质正构烷烃料流；以及将该经加氢处理的料流的一部分与该轻质正构烷烃料流或该重质正构烷烃料流混合。本发明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者、任一者或所有实施方案，其中将该重质正构烷烃料流与经加氢处理的液体料流混合以提供异构化进料料流，并且在氢和加氢异构化催化剂的存在下使该异构化进料料流加氢异构化以产生异构化的料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括使该轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流以及用苯料流使该轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其中该可生物再生进料料流富集具有12和14个碳原子的游离脂肪酸。本发明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者、任一者或所有实施方案，进一步地，其中该第二进料料流是包含常规可生物再生油的可生物再生进料料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括从经加氢处理的液体料流中分离富含正构烷烃的料流；将该富含正构烷烃的料流与该轻质正构烷烃料流混合；使该轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流，并且用苯料流使该轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其中该第二进料料流是煤油进料料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括以35％至60％的加氢脱氧比操作加氢脱氧步骤。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括以大于加氢脱氧步骤中的加氢脱氧比操作加氢处理步骤。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括将该异构化的料流分离成石脑油和喷气燃料。
本发明的第二实施方案是一种用于对两种进料料流进行加氢脱氧的方法，该方法包括：在氢和第一加氢脱氧催化剂的存在下对可生物再生进料料流进行加氢脱氧以产生第一经加氢脱氧的料流；在氢和第二加氢脱氧催化剂的存在下对第二进料料流进行加氢脱氧以提供第二经加氢脱氧的料流；分馏该第一经加氢脱氧的料流以提供轻质正构烷烃料流和重质正构烷烃料流；以及将该第二经加氢脱氧的料流的一部分与该轻质正构烷烃料流或该重质正构烷烃料流混合。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中在与第二加氢脱氧步骤不同的加氢脱氧比下运行第一加氢脱氧步骤。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将该重质正构烷烃料流与第二经加氢氧化的液体料流混合以提供异构化进料料流，并且在氢和加氢异构化催化剂的存在下使该异构化进料料流加氢异构化以产生异构化的料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括使该轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流以及用苯料流使该轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其中该可生物再生进料料流富集具有12和14个碳原子的烃。本发明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者、任一者或所有实施方案，进一步地，其中该第二进料料流是包含常规植物油的可生物再生进料料流。
本发明的第三实施方案是一种用于从可再生原料中产生烷基苯的方法，该方法包括：在氢和第一加氢脱氧催化剂的存在下以第一加氢脱氧比对可生物再生进料料流进行加氢脱氧以产生第一经加氢脱氧的料流；在氢和第二加氢脱氧催化剂的存在下以第二加氢脱氧比对第二进料料流进行加氢脱氧以产生第二经加氢脱氧的料流；以及将该第一经加氢脱氧的料流的至少一部分与该第二经加氢脱氧的料流的至少一部分混合。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括分馏该第一经加氢脱氧的料流以提供轻质正构烷烃料流和重质正构烷烃料流，以及使该轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流以及用苯料流使该轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括将自该第二经加氢脱氧的料流取得的第二经加氢脱氧的液体料流与该重质正构烷烃料流混合以提供加氢异构化进料料流，并且在氢和加氢异构化催化剂的存在下使该异构化进料料流加氢异构化以产生异构化的料流，并且将该异构化的料流分离成石脑油和喷气燃料或柴油。本发明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者、任一者或所有实施方案，其还包括以35％至60％的加氢脱氧比操作第一加氢脱氧步骤。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员可通过使用前面的描述最大程度利用本公开并且可以容易地确定本公开的基本特征而不脱离本发明的实质和范围，并且可做出本公开的各种变化和修改，并使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于氢化处理两种进料料流的方法，所述方法包括：
在氢和加氢脱氧催化剂的存在下对可生物再生进料料流进行加氢脱氧以产生经加氢脱氧的料流；
在氢和加氢处理催化剂的存在下加氢处理第二进料料流以提供经加氢处理的料流；
分馏所述经加氢脱氧的料流以提供轻质正构烷烃料流和重质正构烷烃料流；以及
将所述经加氢处理的料流的一部分与所述轻质正构烷烃料流或所述重质正构烷烃料流混合。
2.根据权利要求1所述的方法，其中将所述重质正构烷烃料流与经加氢处理的液体料流混合以提供异构化进料料流，并且在氢和加氢异构化催化剂的存在下使所述异构化进料料流加氢异构化以产生异构化的料流。
3.根据权利要求2所述的方法，所述方法还包括使所述轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流以及用苯料流使所述轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。
4.根据权利要求3所述的方法，其中所述可生物再生进料料流富集具有10至13个碳原子的游离脂肪酸。
5.根据权利要求4所述的方法，进一步地，其中所述第二进料料流是包含常规可生物再生油的可生物再生进料料流。
6.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括从经加氢处理的液体料流中分离富含正构烷烃的料流；将所述富含正构烷烃的料流与所述轻质正构烷烃料流混合；使所述轻质正构烷烃料流脱氢以产生轻质正构烯烃料流，并且用苯料流使所述轻质正构烯烃料流烷基化以产生烷基苯料流。
7.根据权利要求6所述的方法，其中所述第二进料料流是煤油进料料流。
8.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括以35％至60％的加氢脱氧比操作加氢脱氧步骤。
9.根据权利要求6所述的方法，所述方法还包括以大于所述加氢脱氧步骤中的加氢脱氧比操作加氢处理步骤。
10.根据权利要求2所述的方法，所述方法还包括将所述异构化的料流分离成石脑油和喷气燃料。
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