JP2008524390A - 単一プロセスにおける燃料水素化分解及び留分供給原料の水素化脱硫 - Google Patents

Abstract

本発明は、水素化処理の分野に関し、より詳細には、燃料水素化分解及び留分供給原料の水素化脱硫を対象とする方法に関する。この方法は、少なくとも２つのステージを有する。比較的転化されていない水素化脱硫生成物が、第２ステージの前に取り出されてもよく、融通性が与えられる。別の実施形態において、新たな供給原料が第２ステージの前に加えられてもよい。いずれの実施形態においても、燃料の生産は一定レベルに保たれる。

Description

本発明は、少なくとも２つのステージを用いる、燃料水素化処理を対象とする。

次の特徴：生成物のリサイクル、ステージ間の分離及びステージ間の供給原料の追加、の１つ又は複数を開示する、複数ステージの水素化処理分野には、多数の特許及び公開出願がある。米国特許第６，２００，４６２号は、第１ステージへの塔底物質の一部（第１及び第２ステージの塔底物質が合わされ分留された）のリサイクルを開示し、この場合、第１ステージに入る前に、この一部は新たな供給原料と合わされる。第１ステージの後でステージ間の分離が行なわれる。蒸気の流れが第２ステージの水素化処理ユニットに送られ、液体の流れは分留される。

米国特許第６，７８７，０２５号は、高温高圧分離装置におけるステージ間での分離を伴う２段階水素化処理を開示する。蒸気の流れは、さらなる処理を受け、高温高圧分離装置からの塔底物質は続いて分留される。外部供給原料が、さらなる処理の前に、蒸気の流れに加えられる。

米国特許第６，７９７，１５４号は、高温高圧分離装置におけるステージ間での分離を伴う２段階水素化処理を開示する。蒸気の流れに、それが分離装置を出て行く時に、外部供給原料が加えられてもよい。蒸気の流れは分留と任意選択のさらなる水素化処理を受ける。液体の流れは第２水素化処理ユニットで処理され、流出物は低温高圧分離装置に送られる。分離装置からのより重質のものは分留に回され、より軽質のものは第１ステージにリサイクルされる。

米国特許第６，６２３，６２４号は、ステージ間での分離を伴う２段階水素化処理を開示する。第１水素化処理ユニットからの流出物は常圧分離装置に送られ、ここで、第１の燃料生成物が取り出され、次いで、重質フラクションは減圧分離ゾーンに進み、燃料及び潤滑油生成物が取り出される。減圧分離ゾーンからの塔底物質は水素化分解ゾーンに進み、さらなる燃料及び潤滑油生成物が取り出される。

従来の２ステージ水素化処理の１つのやり方として、新たな供給原料は第１の水素化分解ステージにおいて反応させられる。第１ステージからの流出物は、第２ステージからの流出物と合わされ、ブレンド物が分留される。留出燃料生成物が回収され、分留装置からの塔底生成物は、さらなる転化のために、第２水素化分解ステージに送られる。

従来の２ステージ水素化分解装置の「抜取り（ｂｌｅｅｄ）」と、本発明の方法において生成される深度（ｄｅｅｐｌｙ）水素化重質生成物とを区別することが重要である。この相違は、本発明を実施するための最良の形態においてさらに説明される。

本発明は、便宜上、２ステージを有するとして記載されているが、さらなるステージが存在することも可能であり得る。

本発明は、一実施形態において、分留装置塔底生成物の一部を、第２水素化処理反応ステージの前に、他での使用又は処理のために取り出すことによって、従来の２ステージ水素化処理と区別される。別の実施形態では、第２ステージの前での分留装置塔底物の取出しだけでなく、第２ステージの前で新たな供給原料を加えることも可能である。好ましい形態において、水素化分解は、第１及び第２ステージの両方で起こる。

本発明の２ステージ水素化分解プロセスは、１種又は複数の留出燃料油、及び清浄な深度水素化重質生成物を生成するのに適する条件で運転される。この生成物は、清浄な供給原料を必要とする多くのプロセスで使用され得る。ＦＣＣ供給原料、潤滑油基油供給原料及びエチレン分解装置供給原料はいくつかの例である。こうして、本発明の方法は、２ステージ水素化分解プロセスと、留分供給原料の１ステージ水素化精製プロセスとを、１つのプロセスに一体化する。本発明の方法の特有の特徴により、この方法において製造される高品質燃料の量を減らすことなく、処理される供給原料の量の選択、及び深度水素化重質生成物の量と品質を選択する上で大きな融通性を可能とする。

本発明の方法は次の様に要約される。

炭化水素供給原料を水素化処理するための方法であって、単一の反応ループ内で少なくとも２つの反応ゾーンを用い、
（ａ）炭化水素供給原料を第１反応ゾーンに送り、ここで、前記供給原料が触媒床と水素とに接触し、転化率が少なくとも４０ｖｏｌ％であるステップと、
（ｂ）ステップ（ａ）の流出物と、第２反応ゾーンからの流出物とを合わせるステップと、
（ｃ）ステップ（ｂ）の混合物を分留装置に送り、ここで、基準温度未満で沸騰する物質が基準温度を超えて沸騰する物質から分離され、生成物として取り出されるステップと、
（ｄ）基準温度を超えて沸騰する、ステップ（ｃ）の流出物の少なくとも一部を生成物として取り出すステップと、
（ｅ）基準温度を超えて沸騰する、ステップ（ｃ）の流出物の残りの部分を第２反応ゾーンに送り、ここで、前記の物質が少なくとも３０ｖｏｌ％の転化率で触媒床及び水素と接触するステップと、
（ｆ）ステップ（ｅ）の流出物と、ステップ（ａ）の流出物とを合わせ、この混合物をステップ（ｃ）の分留装置に送るステップと
を含む方法。

本発明は、高品質の水素化重質生成物を利用するために、２ステージ水素化分解装置を運転するためのいくつかの特徴を有する。これらの方法は、プロセスにより確実に一定量の所望の留出燃料油が製造されるように、転化バレル数のバランスを保つことを含む。やはり含まれるのは、各ステージの触媒がほぼ同じ速度で汚されることを保証するために、２つの反応ステージでシビアリティーをバランスさせる方法である。そうすることによって、精製業者は、２ステージ水素化分解を、以前に得られたものより、実質的により融通性をもって運転できる。

本発明の特徴は精製業者に以下を可能にする：
・ 水素化分解の間に生成される留出燃料油の量を減らすことなく、高度に水素化された重質の流れを生成させる；
・ ２ステージ燃料水素化分解装置への原料供給速度を、２つの反応ステージの間でシビアリティーのバランスを変更することなく増加させる；
・ 水素化分解装置から深度水素化重質生成物を取り出しながら、２ステージ水素化分解装置における一定の転化バレル数を保つ；
・ ２ステージ燃料水素化分解装置からの深度水素化重質生成物の量及び品質の両方を、やはり生成される燃料生成物の質と量への影響を最少にして、改変する。

以前の２ステージ水素化分解プロセスでは、プロセスの安定用にプロセスから少量の物質を取り出すために、及び第２ステージの触媒を保護するために、プロセスのどこかで抜取り流が用いられていた。しかし、この流れを取り出すことにより所望の燃料生成物の回収が減少した。下記の要点は、本発明での水素化重質生成物の流れが従来の水素化分解の抜取り流と如何に違うかということを検討している。

・ 従来のプロセスでは、抜取り流は、反応プロセスを安定化させる助けとなることだけを意図しており、取り出される量はできるだけ少なくされる。取り出される量の追加により、結果的に所望の燃料生成物の収量が少なくなる。他の精製プロセスへの供給原料としてのこの物質の価値は評価されていない。

・ 旧来の２ステージ水素化分解装置は、ヘテロ原子を除去し、脱芳香族化を行なうために第１ステージ水素化精製を、分子量を低下させるために第２ステージ水素化分解を用いる。機能のこの厳格な分離はもはや用いられていない。最近の２ステージ燃料水素化分解装置は、第２ステージにおけるだけでなく第１ステージにおいても相当な転化率を維持する。リサイクル流は２つの水素化分解反応ゾーンの高品質生成物（少量の硫黄、窒素及び芳香族を含む）である。

・ 精製所には、他（例えば、ＦＣＣ供給原料、潤滑油基油、エチレン分解供給原料）で使用するために、深度水素化重質生成物に対する大きな需要がある。

・ 統合精製プロセスは、各付属装置が複数の機能を有する、より少数の付属装置を意味し、それによって特定の処理能力を達成するために必要とされる資本投資を削減する。

そこで、要するに、本発明は、変動する量の深度水素化重質生成物として、割り増した供給原料を回収して、増大した原料供給速度で、２ステージ燃料水素化分解装置により目標量の燃料生成物を製造することを含む。この方法は、重質未転化油生成物の品質を最適化するために、或いは、２つの反応ステージの間のシビアリティーのバランスを保って触媒の使用期間を最適化するために、ステージ間の転化率のバランスを調節するような仕方で、２ステージ水素化分解装置を運転することを含む。

本発明は、２つの重要な考え方である、転化バレル数の目標範囲を保つこと、並びに、２つのステージ間の反応のシビアリティーのバランスを保つことを用いる。

様々な原料供給速度での典型的な転化率は次に示されている通りである。

２ステージ水素化分解プロセスの間に転化される目標バレル数範囲を保つために、第１及び第２ステージは特定の転化率レベルで運転される。目的は、目標範囲のバレル数の分解された燃料生成物（例えば、供給原料の沸点範囲未満で沸騰する）を生成することである。転化バレル数は、供給原料の沸点範囲未満の沸点範囲に分解された供給原料のバレル数として定義される。本発明の方法において、一定範囲の転化バレル数を保つことは、精製される供給原料の量、水素化分解プロセスのシビアリティー、又は回収される深度水素化重質生成物の量に関係なく、一貫した量の留出燃料油を生成することを意味する。

本発明の２ステージプロセスでは、２つのステージの各々で触媒がほぼ同じ速度で汚されるような反応のシビアリティーで各ステージが運転される。一般に、第１ステージの転化は、４０と７０ｖｏｌ％の間で変動し得るであろうし、第２ステージの転化は一回通過当たり転化率３０ｖｏｌ％と８０ｖｏｌ％の間で変動し、未処理供給原料を処理する能力を含む。

このことにより、同じシャットダウン期間中に両方の触媒を経済的に入替えできることが保証される。どれほど多くの追加の供給原料が第１及び／又は第２ステージに送られるかに関係なく、シビアリティーのバランスが保たれることが本発明の特徴である。

従来の水素化分解装置の運転及び本発明の好ましい実施形態を示す実例
図１は従来の２ステージ水素化分解装置を示している。

この例では、４０，０００ｂｐｄの供給原料（ライン２）が、第１ステージ水素化分解装置（容器１０）に送られる。容器１０に入る前に、２０００ｓｃｆ／ｂｂｌの水素（ライン４）がライン２と合わされる。第１ステージにおいて２０，０００ｂｐｄが低沸点物質に転化される（５０ｖｏｌ％の転化率）。転化された物質も未転化の物質もライン１２を通って容器１０を出て行く。

未転化の２０，０００ｂｐｄは、１０，８００ｂｐｄのリサイクル（ライン３２）と合わされる。３０，８００ｂｐｄの未転化物質が、４０，０００ｂｐｄの転化された低沸点物質と共に、ライン１４を通って分留装置（容器２０）に入る。この低沸点物質はライン２２を通して塔頂から取り出される。高沸点の未転化物質（３０，８００ｂｐｄ）は、ライン２６を通って分留装置を出て行き、水素（ライン２８）と合わされる。次いで、この混合物は第２ステージ水素化分解装置（容器３０）に入る。第２ステージにおける一回通過転化率は６５ｖｏｌ％である。２０，０００ｂｐｄの転化物質が、１０．８ｂｐｄの未転化物質と共にライン３２を通して容器３０を出て行く。水素化分解の間の容積膨張は、４０，０００ｂｐｄを超える生成物が４０，０００ｂｐｄの供給原料から回収されていることを意味することに留意されたい。この開示の目的のために、容積膨張は起こらないと仮定される。

図２：第１ステージ供給原料の増加
図２は、他で使用するために、１０，０００ｂｐｄの深度水素化重質生成物（ライン１３４）を取り出すことを伴うプロセスを示している。

燃料生産を一定に保つために、第１ステージ水素化分解装置への供給原料（ライン１０２）が５０，０００ｂｐｄに増やされる。ライン１０２の供給原料は、ライン１０４の２０００ｓｃｆ／ｂｂｌの水素と合わされる。合わされた物質は第１ステージ水素化分解装置（容器１１０）に送られる。第１ステージ水素化分解装置は、図１に示されるものと同じ量の転化バレル数を保つために、４０ｖｏｌ％の転化率で運転される。２０，０００ｂｐｄの転化生成物と３０，０００ｂｐｄの未転化塔底生成物とがライン１１２を通って容器１１０を出て行き、第２ステージ水素化分解装置からのリサイクル流出物（ライン１３２）と合わされる。ライン１３２は、２０，０００ｂｐｄの転化物質（留出燃料油）及び１０．８００ｂｐｄの未転化物質を含んでいる。ライン１１４は、ライン１１２及び１３２から、合わされた物質を分留装置１２０に運ぶ。４０，０００ｂｐｄの転化物質が分留装置１２０からライン１２２を通って出て行く。ライン１２６は４０．８ｂｐｄの未転化物質を運ぶ。１０，０００ｂｐｄが深度水素化重質生成物としてライン１３４を通して取り出される。３０，８００（ライン１３８）が水素（ライン１２８）と合わされて、その後、第２ステージ水素化分解装置１３０に入る。

第２ステージへの供給原料の量は同じままであるが、第１ステージにおける転化率が基本の場合（図１）に比べて低下したので、この供給原料は分解が幾らか困難であろう。このために、第２ステージの反応のシビアリティーは、所望の転化率を保つためには、幾らか増大させられるであろう。同じように、第１ステージにおける反応のシビアリティーは、２つの反応ステージの間のシビアリティーの許容されるバランスを生み出すために、幾らか増大させられるであろう。

図３：第１及び第２ステージ供給原料の増加
図３は、本発明の別の実施形態を示している。この実施形態において、精製業者は、図２において取り出されたものより幾らか低品質である中程度（ｍｏｄｅｒａｔｅｌｙ）水素化重質生成物を製造できる。

図３の実施形態は、第１ステージへの供給原料を増し、第２ステージに供給原料を導入することによって、設備の処理量を最大化する。図２のプロセスにおけるように、第１ステージへの原料供給速度（ライン２０２）は５０，０００ｂｐｄに保たれる。しかし、ここでは、分留装置からの深度水素化重質生成物の２０，０００ｂｐｄが、他での使用又は処理のために取り出され、別の１０，０００ｂｐｄの新たな供給原料が第２ステージに加えられる。追加しなければ清浄なステージへの、この新たな供給原料の追加は、高レベルの硫黄及び窒素を許容できる第２ステージ触媒の選択によって円滑に行なわれる。より汚れている可能性のある供給原料に対応するために、第２ステージにおける反応のシビアリティーを増すことが可能である。より重質及び／又はより汚れた供給原料に対応するために触媒及び反応条件を調節することは、熟練した専門家の手腕の範囲内にある。この実施形態の重要な点は、同量の４０，０００ｂｐｄの転化物質及び２０，０００ｂｐｄの重質生成物を生成しながら、６０，０００ｂｐｄの新たな供給原料が処理されたということである。重質生成物の増量は、新たな供給原料を処理するための、第２ステージにおける反応器のシビアリティー（図２との比較で）の増大という犠牲によっている。図３において生成する２０，０００ｂｐｄの重質生成物は、図２において生成する１０，０００ｂｐｄの重質生成物より幾らか品質が劣るであろう。

図４：重質生成物の品質を最高にする
図４は、本発明の別の実施形態を示している。この実施形態では、精製業者は、すでに検討された実施形態において生成されるものより高品質で非常に高度に水素化された重質生成物を製造できる。手短に言えば、生成物の品質は、処理の間に生成物が経る転化の程度に直接関係する。

図４の実施形態は、第１ステージにおける高転化率を保ち、第２ステージに供給原料を導入することによって、重質生成物の品質を最高にする。図１のプロセスにおけるように、第１ステージへの原料供給速度は４０，０００ｂｐｄに保たれる。他での使用又は処理のために、分留装置からの深度水素化重質生成物の１０，０００ｂｐｄを取り出してもよいように、新たな供給原料が第２ステージに、１０，０００ｂｐｄの速度で導入される。図３におけるように、追加しなければ清浄なステージへの新たな供給原料の追加は、高レベルの硫黄及び窒素を許容できる、第２ステージの触媒の選択によって円滑に行なわれる。図４において生成する１０，０００ｂｐｄの重質生成物は、図２において生成する１０，０００ｂｐｄの重質生成物より高品質のものであろう。この実施形態の重要な点は、第２ステージからの生成物が、第１ステージにおける５０％の転化と、第２ステージにおける６５％の一回通過転化（ＰＰＣ）を経ているということである。第２ステージ流出物と第１ステージからの高転化率流出物とを合わせることによって、価値の高い生成物（グループ３の基油が含まれる）を製造するためのその後の処理に適する、非常に高品質の重質生成物がもたらされる。

供給原料
本発明においては多様な炭化水素供給原料を使用できる。典型的な供給原料には、３００°Ｆ（１５０℃）を超える沸点を有する任意の重質油又は合成油フラクション又はプロセス流が含まれる。このような供給原料には、減圧軽油、重質常圧軽油、ディレードコーカー軽油、ビスブレーカー軽油、脱金属油、減圧残渣油、常圧残渣油、脱瀝油、フィッシャー−トロプシュ流、ＦＣＣ流などが含まれる。

第１反応ステージでは、典型的な供給原料は減圧軽油、重質コーカー軽油又は脱瀝油であろう。第２ステージに対する典型的な供給原料には、減圧軽油、重質常圧軽油、ライトサイクルオイル及び軽質コーカー軽油が含まれるであろう。

生成物
本発明は高品質中間留分の製造、並びに、清浄な供給原料を必要とするプロセスにおいて使用され得る清浄な深度水素化重質物質（６５０°Ｆを超え、通常は７００°Ｆを超える範囲で沸騰する）の製造を主に対象とする。このようなプロセスには、ＦＣＣ供給原料、潤滑油基油及びエチレン分解装置供給原料が含まれる。

本発明の方法は、約２５０°Ｆ〜７００°Ｆ（１２１℃〜３７１℃）の範囲で沸騰する中間留分フラクションの製造に特に有用である。中間留分フラクションは、約２５０°Ｆから７００Ｆの沸点範囲を有するとして定義される。中間留分の成分の少なくとも７５ｖｏｌ％、好ましくは８５ｖｏｌ％は、２５０°Ｆを超える常圧沸点を有する。中間留分の成分の少なくとも７５ｖｏｌ％、好ましくは８５ｖｏｌ％は、７００°Ｆ未満の常圧沸点を有する。「中間留分」という用語には、ディーゼル油、ジェット燃料及び灯油沸点範囲のフラクションが含まれる。灯油又はジェット燃料沸点範囲は、２８０°Ｆと５２５°Ｆ（１３８℃〜２７４℃）の間の範囲を表す。「ディーゼル油沸点範囲」という用語は、２５０°Ｆから７００°Ｆ（１２１℃〜３７１℃）の範囲で沸騰する炭化水素を表す。

ガソリン又はナフサもまた、本発明の方法によって製造され得る。ガソリン又はナフサは、通常、４００°Ｆ（２０４℃）未満、又はＣ_５から４００°Ｆ（２０４℃）の範囲で沸騰する。どのような特定の精油所において回収される様々な生成物フラクションの沸点範囲も、原油供給源の特性、地域の精製市場及び製品価格のような要因と共に変化するであろう。

本発明の別の生成物である重質ディーゼル油は、通常、５５０°Ｆから７５０°Ｆの範囲で沸騰する。

条件
水素化処理条件は、本出願においては主に水素化分解又は水素化精製、好ましくは水素化分解に関連する一般的用語である。第１と第２ステージの両方の反応器は、好ましくは、燃料水素化分解装置である。第１ステージ反応器は少なくとも４０ｖｏｌ％の転化率レベルを有し、第２ステージ反応器は少なくとも３０ｖｏｌ％の転化率レベルを有する。

水素化精製条件は、４００°Ｆ〜９００°Ｆ（２０４℃〜４８２℃）、好ましくは、６５０°Ｆ〜８５０°Ｆ（３４３℃〜４５４℃）の間の反応温度；５００から５０００ｐｓｉｇ（ポンド／平方インチでのゲージ圧）（３．５〜３４．６ＭＰａ）、好ましくは、１０００から３０００ｐｓｉｇ（７．０〜２０．８ＭＰａ）の圧力；０．５ｈｒ^−１から２０ｈｒ^−１（ｖ／ｖ）の原料供給速度（ＬＨＳＶ）；及び、１バレルの液体炭化水素供給原料当たり３００から５０００ｓｃｆ（５３．４〜３５６ｍ^３／（１ｍ^３の供給原料））の総水素消費；を含む。

典型的な水素化分解条件は、４００°Ｆ〜９５０°Ｆ（２０４℃〜５１０℃）、好ましくは、６５０°Ｆ〜８５０°Ｆ（３４３℃〜４５４℃）の反応温度を含む。反応圧力は、５００から５０００ｐｓｉｇ（３．５〜３４．５ＭＰａ）、好ましくは、１５００から３５００ｐｓｉｇ（１０．４〜２４．２ＭＰａ）の範囲である。ＬＨＳＶは、０．１から１５ｈｒ^−１（ｖ／ｖ）、好ましくは、０．２５から２．５ｈｒ^−１の範囲である。水素消費は、１バレルの液体炭化水素供給原料当たり５００から２５００ｓｃｆ（（８９．１〜４４５ｍ^３のＨ_２）／（１ｍ^３の供給原料））の範囲である。

触媒
水素化処理ゾーンは１種の触媒だけを含んでいても、いくつかの触媒を組み合わせて含んでいてもよい。

水素化分解触媒は、一般に、分解成分、水素化成分及びバインダーを含んでいる。このような触媒は当技術分野においてよく知られている。分解成分は、アモルファスシリカ／アルミナ相、及び／又はゼオライト（例えば、Ｙ型又はＵＳＹゼオライト）を含み得る。高分解活性を有する触媒では、ＲＥＸ、ＲＥＹ及びＵＳＹゼオライトがしばしば用いられる。バインダーは通常、シリカ又はアルミナである。水素化成分は、ＶＩ族、ＶＩＩ族、又はＶＩＩＩ族の金属、或いはこれらの酸化物又は硫化物であり、好ましくは、モリブデン、タングステン、コバルト、又はニッケル、或いはこれらの硫化物又は酸化物の１種又は複数であろう。触媒中に存在する場合、これらの水素化成分は、通常、触媒の約５重量％から約４０重量％を占める。代わりに、白金族金属、特に白金及び／又はパラジウムが、単独で、或いは卑金属水素化成分のモリブデン、タングステン、コバルト、若しくはニッケルと組み合わせられて水素化成分として存在していてもよい。存在する場合、白金族金属は通常、触媒の約０．１重量％から約２重量％を占めるであろう。

使用される場合、水素化精製触媒は通常、アルミナのような多孔質耐火性基材に担持された、ＶＩ族の金属又はこれらの化合物、及びＶＩＩＩ族の金属又はこれらの化合物の複合体であろう。水素化精製触媒の例は、アルミナに担持された、コバルト−モリブデン、硫化ニッケル、ニッケル−タングステン、コバルト−タングステン及びニッケル−モリブデンである。通常、このような水素化処理触媒は予備硫化される。

従来の２ステージ水素化分解装置を示す図である。 第１ステージの後で取り出される深度水素化重質生成物の量を補うために、第１ステージへの供給原料の量が図１において使用されている量より増加している（このため、生成する燃料の量は一定に保たれる）、本発明の実施形態を示す図である。 高品質の深度水素化重質生成物を生成させるために、新たな供給原料が第２ステージに加えられる（第１ステージへの供給原料の量は図２のそれと同じままである）、本発明の実施形態を示す図である。 最高品質の深度水素化重質生成物を生成させるために、新たな供給原料が第２ステージに加えられる（第１ステージへの供給原料の量は図１のそれと同じままである）、本発明の実施形態を示す図である。

Claims (20)

1. 炭化水素供給原料を水素化処理するための方法であって、単一反応ループ内で少なくとも２つの反応ゾーンを用い、
   （ａ）炭化水素供給原料を第１反応ゾーンに送り、ここで、前記供給原料が触媒床と水素とに接触し、転化率が少なくとも４０ｖｏｌ％であるステップと、
   （ｂ）ステップ（ａ）の流出物と、第２反応ゾーンからの流出物とを合わせるステップと、
   （ｃ）ステップ（ｂ）の混合物を分留装置に送り、ここで、基準温度未満で沸騰する物質が基準温度を超えて沸騰する物質から分離され、生成物として取り出されるステップと、
   （ｄ）基準温度を超えて沸騰する、ステップ（ｃ）の流出物の少なくとも一部を生成物として取り出すステップと、
   （ｅ）基準温度を超えて沸騰する、ステップ（ｃ）の流出物の残りの部分を第２反応ゾーンに送り、ここで、当該物質が少なくとも３０ｖｏｌ％の転化率で触媒床及び水素と接触するステップと、
   （ｆ）ステップ（ｅ）の流出物とステップ（ａ）の流出物とを合わせ、当該混合物をステップ（ｃ）の分留装置に送るステップと
   を含む方法。
2. 各反応ゾーンにおいて起こる反応のシビアリティーの間にバランスを保ち、基準温度未満で沸騰する生成物を一定容積に保つ、請求項１に記載の方法。
3. ステップ（ｅ）の前に、原料が、基準温度を超えて沸騰するステップ（ｃ）の流出物と合わされ、ステップ（ｄ）において取り出される生成物の量を補い、当該プロセスにおける物質を一定容積に保つ、請求項１に記載の方法。
4. 処理される供給原料の量、プロセス条件のシビアリティー、又は基準温度を超えて沸騰するステップ（ｃ）の流出物の取り出される量に関係なく、基準温度未満で沸騰するステップ（ｃ）の流出物が一定容積で製造される、請求項１に記載の方法。
5. 基準温度が６５０から７５０Ｆの範囲にある、請求項１に記載の方法。
6. 基準温度が７００から７２５Ｆの好ましい範囲にある、請求項５に記載の方法。
7. 基準温度未満で沸騰する流出物の容積が、留出燃料生成物並びにガソリンを含む、請求項１に記載の方法。
8. 各反応ゾーンの触媒がほぼ同速で汚染し、シャットダウン中の同時入替えが可能な、請求項２に記載の方法。
9. 供給原料が、減圧軽油、重質常圧軽油、ディレードコーカー軽油、ビスブレーカー軽油、脱金属油、減圧残渣油、常圧残渣油、ライトサイクルオイル、軽質コーカー軽油、脱瀝油、フィッシャー−トロプシュ流、及びＦＣＣ流からなる群から選択される、請求項１に記載の方法。
10. 水素化処理が、水素化分解、水素化精製、又はこれらの両方を含む、請求項１に記載の方法。
11. 燃料水素化分解が優先反応である、請求項１０に記載の方法。
12. 一回通過当たり、第１ステージにおける転化率が４０から７０ｖｏｌ％の範囲にあり、第２ステージにおける転化率が３０から８０ｖｏｌ％の範囲にある、請求項１に記載の方法。
13. 一回通過当たり、第２ステージにおける転化率が４０から７０ｖｏｌ％の範囲にある、請求項１２に記載の方法。
14. 第１ステージにおける転化率が少なくとも５０ｖｏｌ％であり、第２ステージにおける転化率が少なくとも６０ｖｏｌ％であるために、グループＩＩＩのワックス状基油原料に適する高度に水素化脱硫された重質生成物が生成する、請求項３に記載の方法。
15. 水素化処理条件が、４００°Ｆ〜９００°Ｆ（２０４℃〜４８２℃）の間の反応温度、５００から５０００ｐｓｉｇ（３．５〜３４．６ＭＰａ）の圧力、０．５ｈｒ^−１から２０ｈｒ^−１（ｖ／ｖ）の原料供給速度（ＬＨＳＶ）、及び、１バレルの液体炭化水素供給原料当たり３００から５０００ｓｃｆ（５３．４〜３５６ｍ^３／（１ｍ^３の供給原料））の総水素消費を含む、請求項１１に記載の方法。
16. 水素化分解条件が、４００°Ｆ〜９５０°Ｆ（２０４℃〜５１０℃）の反応温度を含み、反応圧力が５００から５０００ｐｓｉｇ（３．５〜３４．５ＭＰａ）の範囲であり、ＬＨＳＶが、０．１から１５ｈｒ^−１（ｖ／ｖ）の範囲であり、水素消費が、１バレルの液体炭化水素供給原料当たり５００から２５００ｓｃｆ（（８９．１〜４４５ｍ^３のＨ_２）／（１ｍ^３の供給原料））の範囲である、請求項１１に記載の方法。
17. 基準温度を超えて沸騰するステップ（ｃ）の流出物が、清浄な深度水素化重質物質を含む、請求項１に記載の方法。
18. 清浄な深度水素化重質物質が、ＦＣＣ供給原料、潤滑油基油及びエチレン分解装置供給原料からなる群から選択されるプロセスへの供給原料として使用される、請求項１７に記載の方法。
19. 第１及び第２反応ゾーンの触媒床が、水素化精製触媒及び水素化分解触媒からなる群から選択される、請求項１に記載の方法。
20. 好ましい供給原料が減圧軽油である、請求項９に記載の方法。
    

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