TW201432042A - 使用分離步驟來處理石油原料以生產具有低的硫含量的燃油之製程 - Google Patents

使用分離步驟來處理石油原料以生產具有低的硫含量的燃油之製程 Download PDF

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Abstract

本發明是關於一種處理用於生產具有低含量的硫的燃油及燃油基底，特別是船用燃料及船用燃料基底之重質石油原料的製程。製程包含將含硫的重烴類原料進行固定床加氫處理之步驟(a)及其後將加氫處理步驟(a)所得到之流出物分離成至少一輕質餾分以及至少一重質餾分之步驟(b)，以及於包含一載體觸媒之至少一沸騰床反應器將步驟(b)所得到的流出物之至少部分的重質餾分加氫轉換之步驟(c)，以及將步驟(c)所得到的流出物分離以得到至少一氣相餾分以及至少所述之液相烴類餾分之步驟(d)。

Description

使用分離步驟來處理石油原料以生產具有低的硫含量的燃油之製 程
本發明是關於包含硫基底不純物之重烴餾分的精煉及轉化，更詳細而言，本發明是關於一種使用重質石油原料以生產具有低含量的硫的燃油及燃油基底，特別是船用燃料及船用燃料基底的製程。
近年來，隨著對於陸面上燃油的硫含量的限制變得非常嚴格，特別是汽油及柴油，海上可燃物(marine combustibles)的硫含量的限制現今仍相對寬鬆。特別是，應用於海上可燃物的可包含了高達3.5%甚至4.5%重量百分比的硫。因此，船隻成為了二氧化硫(SO2)的主要排放來源。
為了降低這些排放量，國際海事組織(International Maritime Organization，IMO)提出了關於海上可燃物之建議(防止船舶汙染國際公約(International Convention for the Prevention of Pollution From Ships，MARPOL)附則六)。這些建議分為2012版的ISO標準8217(ISO standard 8217)。這些標準目前是關於自海上可燃物所排放之硫氧化物(SOx)的排放量。在硫排放控制區(Sulfur Emission Control Areas，SECA)之外，在2020或2025前所建議的硫含量是等於或低於0.5%重量百分比。在硫排放控制區之內，國際海事組織設想 在2015前硫含量是等於或低於0.1%重量百分比。
進一步來說，另一非常嚴格的建議是關於在依據ISO標準 10307-2(ISO standard 10307-2)進行老化(ageing)後沉積物的含量應該低於或等於0.1%。
申請人之目的在於，生產符合防止船舶汙染國際公約所建議之硫 含量的燃油及燃油基底，特別是船用燃料及船用燃料基底的方法，並且較佳地，係符合老化後沉積物的含量之建議。
一般而言，使用於海洋運輸的燃油包含了直接從蒸餾過程或者精 煉製程所得到的常壓蒸餾物、真空蒸餾(vacuum distillates)、常壓殘渣(atmospheric residues)、真空殘渣(vacuum residues)，特別是加氫處理或轉化製程，且這些餾分可能是被單獨使用或者是以混合物來使用。本發明之一目標在於，提出一種轉換重質石油原料(heavy petroleum feedstocks)以製備具有低含量的燃油及燃油基底，特別是船用燃料及船用燃料基底的方法。本發明另一目的在於，藉由相同製程以共同生產常壓蒸餾物(石腦油(naphtha)、煤油(kerosene)、柴油(diesel))、真空蒸餾物及/或輕油(碳數為1至4)。石腦油及煤油種類的基底可以透過精煉提升以用於汽車、航空之燃料，例如，超級燃料(superfuels)、噴射燃料(jet fuels)及柴油。
將重石油原料精煉及轉化之製程包含一固定床之加氫處理(fixed-bed hydrotreatment)之第一步驟，且之後為一沸騰床之加氫處理(ebullated-bed hydroconversion)之步驟。上述步驟可參閱法國專利FR2 764 300、加拿大專利CA 1238005、歐盟專利EP 1 343 857、EP 0 665 282、EP 0 665 282等所述內容，其描述了重油的加氫處理的製程，且是關於延長反應器之使用壽命。加拿大專 利CA 1238005描述了數個串聯反應器來轉換重質的烴類基底液態原料(heavy liquid hydrocarbon-based feedstock)之製程。在所述步驟中，係藉由將所得到的重質的餾分進行特別的回收以改善轉換的程度。法國專利FR2 764 300所述之製程是直接得到非燃油基底，特別是船用燃料基底，而是具有低的硫含量的燃料(石油及柴油)。此外，製程中所處理的原料包含了少量或完全沒有之瀝青。最後，歐洲專利EP1343857所述之方法是關於一種加氫處理製程，所述之製程可使用一加氫去金屬部分(hydrodemetallation section)，加氫去金屬部分前為一可置換的反應器類型的保護區(guard zone)以及一加氫脫硫部分(hydrodesulfurization section)。
然，上述資料並無關於符合國際海事組織所建議之具有超低硫含 量以及ISO標準8217：2012(ISO standard 8217：2012)所要求之具有低的沉積物含量的燃油或燃油基底的生產方法。
本發明之一目的在於，調整及改善先前技術所述中生產燃油及燃 油基底，特別是具有低的硫含量的轉換製程。
申請人於本研究中意外地發現，關於現有用來生產燃料基底之製程的改善。詳細來說，是透過特別的順序結合不同的步驟，以改善所述的燃料基底的品質，特別是硫的含量以及沉澱物含量。
首先，本發明之主體為處理具有至少0.5%重量百分比之硫含量、具有至少為340℃之起始沸點(initial boiling point)以及具有至少為440℃之最終沸點(final boiling point)的烴類原料而可得到具有等於或小於0.5%重量百分比之硫含量的至少一液相烴類餾分的製程。製程依序包含以下步驟： (a)固定床加氫處理之步驟。其中，烴類原料以及氫氣是放置且接觸於至少一加氫處理觸媒(hydrotreatment catalyst)；(b)將來從加氫處理步驟(a)所得到的流出物分離成至少一輕質餾分以及至少一重質餾分的分離步驟；(c)在包含載體觸媒之至少一沸騰床反應器中將來自步驟(b)中流出物的至少部分的重質餾分加氫轉換之步驟；以及(d)將步驟(c)中得到的流出物分離之步驟，以得到至少一氣相餾分以及所述之液相烴類餾分。
本發明之一主體係為由上述製程所獲得之可用於海洋運輸之燃油。所述之燃油所具有的硫含量等於或小於0.5%重量百分比。較佳地，等於或小於0.1%重量百分比。
10‧‧‧原料
12‧‧‧腔室
14‧‧‧管路
16‧‧‧腔室
18‧‧‧管路
19‧‧‧管路
20‧‧‧管路
21‧‧‧管路
22‧‧‧管路
23‧‧‧管路
24‧‧‧管路
25‧‧‧管路
26‧‧‧管路
27‧‧‧管路
28‧‧‧管路
29‧‧‧管路
30‧‧‧加氫去金屬反應器
32‧‧‧固定床
34‧‧‧管路
36‧‧‧第一加氫脫硫反應器
38‧‧‧固定床
42‧‧‧管路
44‧‧‧高壓高溫分離器
46‧‧‧氣相餾分
48‧‧‧液相餾分
50‧‧‧冷卻塔
52‧‧‧高壓低溫分離器
54‧‧‧氣相餾分
56‧‧‧液相餾分
58‧‧‧氫氣純化單元
60‧‧‧回收的氫氣
62‧‧‧壓縮器
64‧‧‧管路
65‧‧‧管路
66‧‧‧氣流
68‧‧‧壓力釋放裝置
70‧‧‧分餾系統
72‧‧‧裝置
74‧‧‧氣相流出物
76‧‧‧輕質餾分
78‧‧‧常壓渣油餾分
80‧‧‧常壓渣油餾分
82‧‧‧真空蒸餾管柱
84‧‧‧真空渣油餾分
86‧‧‧真空蒸餾餾分
88‧‧‧回收的氫氣
90‧‧‧氫氣
91‧‧‧烤箱
92‧‧‧烤箱
94‧‧‧共同原料
96‧‧‧管路
98‧‧‧反應器
100‧‧‧再循環幫浦
102‧‧‧第二加氫轉換反應器
104‧‧‧流出物
106‧‧‧輕質餾分
108‧‧‧級間分離器
110‧‧‧流出物
112‧‧‧管路
114‧‧‧再循環幫浦
134‧‧‧管路
136‧‧‧高壓高溫分離器
138‧‧‧氣相餾分
140‧‧‧液相餾分
142‧‧‧冷卻塔
144‧‧‧高壓低溫分離器
146‧‧‧氣相餾分
148‧‧‧液相餾分
150‧‧‧氫氣純化單元
152‧‧‧回收的氫氣
154‧‧‧壓縮器
156‧‧‧管路
157‧‧‧管路
158‧‧‧氣流
160‧‧‧裝置
172‧‧‧分餾系統
174‧‧‧裝置
176‧‧‧氣相流出物
178‧‧‧輕質餾分
180‧‧‧常壓渣油餾分
182‧‧‧管路
184‧‧‧真空蒸餾管柱
186‧‧‧真空渣油
188‧‧‧真空蒸餾餾分
190‧‧‧管路
191‧‧‧過濾器
192‧‧‧過濾器
193‧‧‧過濾器
194‧‧‧常壓渣油餾分
195‧‧‧常壓渣油餾分
A‧‧‧固定床
B‧‧‧固定床
V1‧‧‧閥門
V2‧‧‧閥門
V3‧‧‧閥門
V4‧‧‧閥門
V5‧‧‧閥門
V6‧‧‧閥門
Ra‧‧‧保護區
Rb‧‧‧保護區
第1圖是關於本發明一實施態樣所揭露之製程，所述之製程於固定床部分及沸騰床部分之間有將產物的中間體在將重質餾分減壓下分離的步驟。
第2圖是第1圖之加氫處理部分的導引區的放大圖。
第3圖是關於本發明另一實施態樣所揭露之製程，所述之製程於固定床部分及沸騰床部分之間有將產物的中間體在沒有將重質餾分減壓下分離的步驟。
在本說明書中，所述「介於...之間」應理解為包含了所述的條件。
本發明之製程包含了固定床加氫處理之一第一步驟(a)，及其後之將烴類流出物分離出一輕質餾分以及一重質餾分之分離步驟(b)，及其後所述 重質餾分之沸騰床加氫轉換之一步驟(c)以及分離之最後步驟(d)。
加氫處理之目的是為了同時提煉。也就是說，在提升碳/氫之比 值以及將烴類原料或多或少部分地轉換成較輕質的餾分時，同時減少金屬、硫以及其他不純物的含量。從固定床加氫處理之步驟(a)所得到的流出物，接著由分離步驟處理而得到不同的餾分。此分離可將從固定床加氫處理之步驟(a)後所得到的流出物中的輕質餾分自較重質的餾分中分離，其中輕質餾分不需要進一步的處理，或者只需要溫和(moderate)的處理。重質餾分接著被送至沸騰床加氫轉換之步驟(c)，其可將部分來自加氫處理步驟(a)之烴類流出物轉換，較佳地，以生產可全部或部分用作燃油或燃油基底的流出物，特別是用作船用燃料及船用燃料基底。
依序執行一固定床加氫處理、沸騰床加氫轉換之優點在於，在沸 騰床加氫轉換反應器的燃料至少部分已經被加氫處理過。如此一來，可獲得具有較佳品質的烴類流出物，特別是具有較低的硫含量。更進一步來說，相較於先前技術中並未使用固定床加氫處理的製程，本發明在沸騰床加氫轉換反應器中的觸媒的使用量大幅地減少。
進一步而言，本發明之製程的特徵在於，本發明在加氫處理之步 驟(a)以及加氫轉換之步驟(c)之間包含了中間體的分離步驟(b)。較佳地，此分離步驟可最小化沸騰床內所處理的餾分。如此一來，可以降低沸騰床加氫轉換單元的容量。相似地，可以避免輕質餾分的裂解及其燃料形式餾分(fuel-type fraction)的產率的損失。
根據本發明所述之製程，可將含有硫的重質的烴類原料轉換成輕 質餾分、燃油及燃油基底，特別在海洋之用途。所述之製程可得到具有較低的 硫含量之產物，且製程具有較高的產率以及能量效率。
烴類原料。
根據本發明之製程，所處理的烴類原料可以是一「重質原料」 (heavy feedstock)。所述之原料具有一至少為340℃之初始沸點(initial boiling point)以及至少為440℃之最終沸點(final boiling point)。較佳地，所述之原料之初始沸點至少為350℃，優選為375℃。較佳地，所述之原料之最終沸點至少為450℃，優選為460℃，更優選為500℃，更加優選地為600℃。
烴類原料可以是單獨選用或者是以混合物來使用選自於從直接 蒸餾所得到之常壓殘渣、真空殘渣，或者是原油、去頭原油(de-headed crude petroleums)、去柏油油料(de-asphalting oils)、去柏油樹脂(de-asphalting resins)、去柏油瀝青(de-asphalting pitches)或瀝青(asphalts)、自轉換製程所得之殘渣、由潤滑基底產線(lubricant base production lines)所得之芳香性萃取物、油頁岩(bituminous sands)或其衍生物、瀝青頁岩(bituminous shales)或其衍生物、母岩油(parent-rock oils)或其衍生物。在本發明中，所處理之原料較佳地為常壓殘渣、真空殘渣或其混合物。
此外，根據本發明之製程，所處理的烴類原料包含硫。所述之烴 類的硫含量至少為0.5%重量百分比。較佳地，硫含量至少為1%重量百分比。優選地，硫含量至少為4%重量百分比。更優選地，硫含量至少為5%重量百分比。
此外，根據本發明之製程，所處理的烴類原料包含瀝青(asphaltenes)。所述之烴類的硫含量可以至少為2%重量百分比。在本發明中，「瀝青」是指不溶於正更烷(亦稱為碳數為7之瀝青)但可溶於甲苯之重質烴類化合物(heavy hydrocarbon compounds)。一般而言，瀝青的量化涉及了定義 之正規化的分析，例如AFNOR T 60-115標準(法國)(AFNOR T 60-115(France))或ASTM893-69標準(美國)(ASTM893-69(United States))。
原料的金屬鎳及金屬釩之含量以重量而言，係大於百萬分之110(110ppm)，較佳地，大於150ppm。
較佳地，所述之原料可以未修飾之形式來使用。另外，原料也可以共同原料(co-feedstock)來稀釋。此共同原料可以是一較輕質的烴類餾分或者是較輕質的烴類餾分之混合物。較佳地，共同原料可以是選自由流體觸媒裂解(fluid catalytic cracking，FCC)製程所得到之產物、輕質循環油(light cycle oil，LCO)、重質循環油(heavy cycle oil，HCO)、傾析油(decanted oil)、流體觸媒裂解渣油(FCC residue)、汽油餾分(gas oil fraction)。特別是，由常壓蒸餾或真空蒸餾所得到的餾分。舉例而言，真空氣油(vacuum gas oil)或者來自另一精煉製程。較佳地，所述之共同原料可以是來自於木炭(charcoal)或生質物(biomass)的液化製程之一個或多個餾分、芳香性萃取物(aromatic extracts)或任何其他烴類餾分，或者是非石油原料，例如熱解油(pyrolysis oil)。在本發明中，重質烴類原料係代表在所處理的所有烴類原料中，至少50%重量百分比是通過所述之製程。較佳地，至少70%重量百分比。更佳地，至少80%重量百分比。更佳地，至少90%重量百分比。
加氫處理步驟(a)。
根據本發明之製程，所述之烴類原料係由一固定床加氫處理步驟(a)處理。其中，原料及氫氣是放置且接觸於一加氫處理觸媒(hydrotreatment catalyst)。
一般而言，「加氫處理」簡稱為「HDT」，其代表了與氫氣的載體 之催化處理，而得以精煉。也就是說，實質上減少了金屬、硫及其他不純物的含量，也同時改善了原料的氫/碳比值，且將部分原料或多或少轉換成較輕質的餾分。加氫處理特別包含了加氫脫硫反應(亦即，HDS)、加氫脫氮反應(亦即，HDN)以及加氫去金屬反應(亦即，HDM)，其伴隨著氫化(hydrogenation)、加氫脫氧(hydrodeoxygenation)、加氫去芳香烴(hydrodearomatization)、加氫異構化(hydroisomerization)、加氫脫烷(hydrodealkylation)、加氫裂化(hydrocracking)及加氫去瀝青(hydrodeasphalting)反應以及康式碳還原反應(Conradson carbon reduction reaction)。
根據一較佳之變化，所述之加氫處理步驟(a)包含了加氫去金屬 (hydrodemetallation，HDM)之第一步驟(a1)及之後的加氫脫硫(hydrodesulfurization，HDS)之第二步驟(a2)。第一步驟(a1)是執行於一或多個固定床加氫去金屬區(fixed-bed hydrodemetallation zones)。第二步驟(a2)是執行於一或多個固定床加氫脫硫區(fixed-bed hydrodesulfurization zones)。在所述之加氫去金屬之第一步驟(a1)中，原料及氫氣係在加氫去金屬的條件下，置放且接觸於一加氫去金屬觸媒。接著，於所述之加氫脫硫之第二步驟(a2)中，來自加氫去金屬之第一步驟(a1)的流出物是在加氫脫硫的條件下，置放且接觸於一加氫脫硫觸媒。所述製程被稱為HYVAHL-FTM，且如美國專利US 5417 846所述。
習知技藝者可輕易理解，在加氫去金屬的步驟中，係執行加氫去 金屬的反應。然，相較於此，仍然有一些其他的加氫處理反應，特別是加氫脫硫反應。相似地，在加氫脫硫的步驟中，係執行加氫脫硫的反應。然，相較於此，也有一些其他的加氫處理反應，特別是加氫去金屬反應。習知技藝者理解當加氫處理之步驟開始時(換言之，當金屬濃度最大時)加氫去金屬之步驟即 開始。習知技藝者理解當加氫處理之步驟結束時(換言之，當硫的移除最為困難時)加氫脫硫之步驟即結束。在加氫去金屬之步驟以及加氫脫硫之步驟之間，習知技藝者偶爾會定義出一轉換區，轉換區會進行所有類型之加氫處理之反應。
本發明之加氫處理之步驟(a)是在加氫處理的條件下執行。較佳 地，所述之步驟可在300℃及500℃之間的溫度下執行。較佳地，係在350℃及420℃之間的溫度下執行。所述之步驟可在2百萬帕(MPa)及35百萬帕之間的絕對壓力(absolute pressure)下執行。較佳地，係在11百萬帕及20百萬帕之間的絕對壓力下執行。溫度通常是依據所欲獲得之加氫處理程度以及目標之處理時間的函數來進行調整。一般而言，烴類原料每小時的空間速度(hourly space velocity，HSV)定義成原料的體積流速(volume flow rate)除以觸媒的總體積，可以是介於0.1時-1(h-1)以及5時-1之間。較佳地，介於0.1時-1以及2時-1之間。更佳地，介於0.1時-1以及0.45時-1之間。更佳地，介於0.1時-1以及0.2時-1之間。與原料混合的氫氣的量可以是每立方公尺之液相原料介於100標準立方公尺(Nm3)以及5000標準立方公尺之間。較佳地，介於200標準立方公尺以及2000標準立方公尺之間。更佳地，介於300標準立方公尺以及1500標準立方公尺之間。加氫處理步驟(a)可以在一或多個下降液體反應器中(descending-liquid reactors)工業化地執行。
較佳地，所使用的加氫處理觸媒是已知的觸媒。觸媒可以是粒狀 觸媒，包含具有氫化-去氫化(hydro-dehydrogenating)功能之至少一金屬或金屬化合物於載體上。較佳地，觸媒可以是包含至少一第8B族(group VIII B)金屬的觸媒。一般而言，觸媒是選自於鎳、鈷及/或至少一第6B族金屬所組成之群組。較佳地，第6B族金屬為鉬及/或鎢。在礦物載體上可以採用，例如包含0.5% 以及10%重量百分比之間的鎳。較佳地，1%以及5%重量百分比之間的鎳(以氧化鎳NiO表示)。以及1%以及30%重量百分比之間的鉬。較佳地，5%以及20%重量百分比之間的鉬(以氧化鉬MoO3表示)。載體可以選自於，例如礬土(alumina)、矽土(silica)、矽鋁氧化物(silica-aluminas)、鎂土(magnesia)、黏土(clays)或是上述礦物至少其中之二的混合物所組成之群組。較佳地，載體可以包含其他摻雜的化合物，特別是選自於氧化硼(boron oxide)、氧化鋯(zirconia)、矽鈰石(cerine)、氧化鈦(titanium oxide)、五氧化磷(phosphorus pentoxide)之氧化物及上述氧化物的混合物所組成的群組。通常是使用礬土作為載體，且通常礬土載體還摻雜磷以及選擇性地摻雜硼。如果是五氧化磷(P2O5)，則其濃度是低於10%重量百分比。如果是三氧化硼(B2O3)，則其濃度是低於10%重量百分比。所使用的礬土可以是γ(gamma)型的礬土或者是η(eta)型的礬土。所述之觸媒通常是擠出物(extrudates)的形式。第6B族金屬及第8B族金屬氧化物之總含量可介於5%以及40%重量百分比之間，通常是介於7%以及30%重量百分比之間。第6B族以及第8B族金屬以金屬氧化物所表示之重量比例是介於20以及1之間。較佳地，介於10以及2之間。
在加氫處理步驟依序包含加氫去金屬(HDM)步驟及其後之加氫脫硫(HDS)步驟之情形中，較佳地，是使用特定適合每一步驟的觸媒
可以用於加氫去金屬(HDM)步驟之觸媒，例如請參閱歐洲專利EP0113297、EP0113284、美國專利US5221656、US5827421、US7119045、US5622616、US5089463。較佳地，加氫去金屬觸媒是使用於可置換的反應器(permutable reactors)中。
可以用於加氫脫硫(HDS)步驟之觸媒，如請參閱歐洲專利 EP0113297、EP0113284、美國專利US6589908、US4818743、US6332976。
也可以使用在加氫去金屬以及加氫脫硫中具有活性的混合觸媒，如法國專利FR2940143，混合觸媒用於加氫去金屬部分以及加氫脫硫部分。
在本發明之製程中，較佳地，所使用的觸媒在注入原料之前經由同地(in-situ)或異地(ex-situ)硫化處理。
在本發明一較佳實施態樣中，固定床加氫處理步驟(a)在主要加氫處理反應器的上游(upstream of the main hydrotreatment reactors)使用一可置換的反應器(permutable reactors)的系統，亦稱作保護區。更具體而言，加氫處理步驟(a)可以在一或多個固定床加氫處理區之前於至少二加氫處理保護區進行。加氫處理保護區也是在固定床內，且加氫處理保護區是以串聯方式排列，以在下述所定義之由連續、重複的步驟(a”)及步驟(a''')所組成的循環方式中使用：步驟(a’)：所有保護區都一起使用一段時間，本步驟之使用期間最長為其中之一的保護區失去活性及/或堵塞(clogging)的時間；步驟(a”)：在其他保護區仍然在使用時，失去活性及/或堵塞的保護區係為短路(short-circuited)，且以新鮮的觸媒來再生及/或更換保護區所包含之觸媒；以及步驟(a''')：所有保護區都一起使用，而前述步驟中將觸媒再生及/或更換過的保護區則重新連接，本步驟之使用期間最長為其中之一的保護區失去活性及/或堵塞的時間。
較佳地，在一反應器的觸媒再生及/或取代之後，此反應器重新連接至運作的反應器的下游(downstream of the functioning reactor)。
可置換的反應器之系統如法國專利FR2681871、以及FR2784687 歐洲專利EP1343857。可置換的反應器的功能是藉由防止堵塞(clogging)及/或失去活性(deactivation)來保護主要的下游的加氫處理反應器(main downstream hydrotreatment reactors)。特別的是，在使用固定床所遇到的問題是堵塞，其會因為包含於原料中的瀝青以及沉澱物而發生。另一問題在於，因為金屬在加氫處理反應中發生大量的沉澱，而造成觸媒失去活性。藉此，可置換的反應器可在沒有停止整體單元停止一段時間之下，藉由僅更換於一循環方式中運作的可更換的反應器中之失去活性及/或堵塞的觸媒來增加加氫處理單元的操作循環(operation cycle)。
失去活性及/或堵塞的時間是依據原料、加氫處理步驟的操作條 件以及所使用的觸媒而變化的函數。一般而言，是藉由觸媒表現的下降來表達，觸媒表現的下降可藉由流出物中金屬及/或其他不純物之濃度的提升來觀察，藉由維持觸媒的活性所需之溫度的增加來觀察，或者在特定例如堵塞之情形下，藉由壓降的顯著增加來觀察。壓力的下降△P，代表堵塞的程度，可以由在每一區的循環長期的量測，且可以由區域中因為經過區域的部分阻隔的通道(passage)而造成的壓力的增加來定義。相似地，溫度可以透過循環中的二區域而長時間的測量。
為了定義去活性及/或堵塞時間，對於選定的操作條件及觸媒， 習知技藝者定義了可容忍的最大壓降△P(maximum tolerable pressure loss value)及/或溫度與所處理的原料之函數，以及從必需執行的保護區之未連接點(point disconnection)。藉此，去活性及/或堵塞時間可以定義成達到壓降及/或溫度之極值的時間。在一重質餾分之加氫處理程序中，壓力損失的極值一般是介於0.3百 萬帕(MPa)以及1百萬帕之間(3以及10巴之間)。較佳地，介於0.5百萬帕以及0.8百萬帕之間(5以及8巴之間)。溫度的極值一般是介於400℃以及430℃之間，溫度是對應於觸媒床的平均量測溫度。
一般而言，可置換的反應器的操作條件與主要的加氫處理反應器 的操作條件相同。每一個運作的可置換的反應器的每小時的空間速度(hourly space velocity，HSV)較佳地是介於0.2時-1(h-1)以及0.4時-1之間。更加地，介於1時-1以及2時-1之間。可置換的反應器的整體的每小時的空間速度以及每一反應器是選來以在控制反應溫度而限制放熱的同時，達到最大之加氫去金屬。
在本發明一較佳的實施態樣中，是使用可更換這些運作的保護區 的觸媒調節部分(catalyst conditioning section)，也就是說，在沒有停止元件的運作之下。觸媒調節部分可以包含下述元件：一可在適當壓力下運作的系統，較佳地介於1百萬帕(MPa)以及5百萬帕之間(10以及50巴(bar)之間)，較佳地，1.2百萬帕(MPa)以及2.5百萬帕之間(12以及25巴(bar)之間)，而可執行清洗、撥離(stripping)以及在排出所使用之觸媒前於未連接的保護反應器的冷卻操作，且在其後於補充新鮮的觸媒之後加熱以及硫化；另一加壓/降壓(pressurization/depressurization)以及調節閥門系統的適當技術，其可用來在沒有停止元件下置換這些保護區，由於所有的清洗、撥離、排出使用的觸媒、補充新鮮觸媒、加熱以及硫化之操作發生在未連接的反應器或保護區進行。
另外，一預硫化觸媒可以用於調節部分中，以簡化運作的置換步 驟(functioning permutation procedure)。
接著，從可置換的反應器離開的流出物可以被送入主要的加氫處 理反應器中。
根據本發明一特定實施態樣，烴類原料通過每一保護區的入口至 包含於保護區內且位於觸媒床下游的一過濾板。過濾板於例如法國專利FR2889973中所述。較佳地，可藉由特定包含過濾介質(filtration medium)之分散板(distributing plate)以來捕獲(trap)包含於烴類原料內的堵塞粒子(clogging particles)。
分離步驟(b)。
在固定床加氫處理步驟(a)後所得到的流出物進行至少一分離步 驟，其是可選擇地跟其他額外的分離步驟而完成，以分離至少一輕質餾分以及至少一重質餾分。「輕質餾分」代表一餾分內其中90%以上的化合物具低於350℃的沸點。「重質餾分」代表一餾分內其中90%以上的化合物具高於或等於350℃的沸點。較佳地，分離步驟(b)中所得到的輕質餾分包含一氣相以及石腦油(naphtha)、煤油(kerosene)及/或柴油(diesel)種類之至少一輕質烴類餾分。 較佳地，重質餾分包含一真空蒸餾餾分(vacuum distillate fraction)以及一真空渣油餾分(vacuum residue fraction)及/或一常壓渣油餾分(atmospheric residue fraction)。
分離步驟(b)可以透過任何習知技藝者已知的方法來執行。此方 法可以選自於高壓或低壓分離、高壓或低壓蒸餾、高壓或低壓剝離、液相/液相(liquid/liquid)萃取、固相/液相萃取(solid/liquid)分離、離心及這些方法之組合，其可以在不同的壓力及溫度下執行。
根據本發明一第一實施態樣，從加氫處理步驟(a)得到的流出物 在降壓進行分離之步驟(b)。
根據此實施態樣，較佳地，分離是在分餾部分執行。分離部分可 以包含一高壓高溫分離器(high-pressure high-temperature，HPHT)、以及可選擇地一高壓低溫分離器(high-pressure low-temperature，HPLT)，然後，可選擇地接續一常壓蒸餾部分(atmospheric distillation section)及/或真空蒸餾部分(vacuum distillation section)。來自步驟(a)之流出物可以被送至一分餾部分，一般是一高壓高溫分離器，其具有一介於200℃以及400℃之間的斷開點(cutoff point)，而可得到一輕質餾分以及一重質餾分。一般而言，較佳地，分離並不是在一精準的斷開點完成，而是類似一瞬間類型的分離(separation of flash type)。
較佳地，所述之重質餾分接著可以透過常壓蒸餾而分餾成至少一 常壓蒸餾餾分(atmospheric distillate fraction)，較佳地，包含至少一石腦油、煤油及/或柴油的輕質烴類餾分，以及一常壓渣油餾分(atmospheric residue fraction)。至少部分的常壓渣油餾分可以透過真空蒸餾而分餾成一真空蒸餾餾分(vacuum distillate fraction)，較佳地，包含真空汽油(vacuum gas oil)以及一真空渣油餾分(vacuum residue fraction)。較佳地，至少部分的真空渣油餾分及/或常壓渣油餾分被送至加氫轉換步驟(c)。部分的真空渣油可以被回收至加氫處理步驟(a)。
根據一第二實施態樣，從加氫處理步驟(a)得到的流出物在沒有 降壓下進行分離之步驟(b)。
根據此實施態樣，來自加氫處理步驟(a)之流出物被送至一分餾 部分，一般是一高壓高溫分離器，其具有一介於200℃以及400℃之間的斷開點，而可得到至少一輕質餾分以及至少一重質餾分。一般而言，較佳地，分離 並不是在一精準的斷開點完成，而是類似一瞬間類型的分離(separation of flash type)。
重質餾分接著可以直接送至加氫轉換步驟(c)。
輕質餾分可以進行其他分離步驟。較佳地，可以通過一常壓蒸餾 而可得到一氣相餾分、至少一石腦油、煤油及/或柴油型的液相烴類的輕質餾分以及一真空蒸餾餾分，後者可至少部分地被送至加氫轉換步驟(c)。真空蒸餾的另一部分可以做為一燃油流量(fuel oil flux)。真空蒸餾物的另一部分可以透過經過一流體化床加氫裂解(fluidized-bed hydrocracking)及/或觸媒裂解(catalytic cracking)步驟而升級。
沒有降壓之分離可以有較好的熱整合(thermal integration)且其 反應至能量及設備的節省。此外，由於在隨後的加氫轉換步驟前的分離步驟不需要增加氣流(stream)的壓力，此實施態樣具有技術經濟(technico-economical)的優點。由於沒有降壓的中間體的分餾比有降壓的分餾簡單，還可降低投資的成本。
較佳地，分離步驟所得到的氣相餾分進行依純化處理，以回收氫 氣至加氫處理及/或加氫轉換反應器。較佳地，在加氫處理步驟(a)以及加氫轉換步驟(c)之間存在中間體分離步驟，可提供二獨立的氫氣環道(hydrogen circuits)，其一連接於加氫處理，另一連接於加氫轉換，且還可根據需求而相連。氫氣的輸入可以在加氫處理部分或者在加氫轉換部分或者在二者。回收的氫氣可以饋送至加氫處理部分或者加氫轉換部分或二者。可選擇地，一壓縮器可以通用於二氫氣環道。連接二氫氣環道可以最佳化氫氣的管理以及限制用於氣相流出物的壓縮器及/或純化單元之投資。可用於本發明多個實施態樣的氫氣的管理如法 國專利FR2957607。
在分離步驟(b)後所得到的輕質餾分，其包含石腦油、煤油及/或 柴油型或其類似物的烴類，特別是液化石油氣(Liquefied Petroleum Gas，LGP)或真空汽油，可以根據習知技藝者已知的方法來升級。所得到的產物可以整合至燃料配方(fuel formulations)(也被稱為燃料「池」(fuel pools))或者進行額外的精煉步驟。石腦油、煤油、汽油以及真空汽油餾分可以依據所需的規範經由一或多個處理，例如加氫處理、加氫裂解(hydrocracking)、烷化(alkylation)、異構化(isomerization)、觸媒重組(catalytic reforming)、觸媒或熱裂解(catalytic or thermal cracking)來將其分離，或者是一混合物，規範可以是關於硫的含量、泡點(soak point)、辛烷值(octane number)、十六烷值(cetane number)或其類似值。
沸騰加氫轉換步驟(c)。
根據本發明之製程，至少部分從分離步驟(b)中所得到的流出物 的重質餾分被送至包含一載體觸媒之至少一沸騰床反應器中執行加氫轉換步驟(c)。所述之反應器可以與液體及氣體的上升流(ascending stream)運作。加氫轉換的主要目標在於，在精煉部分的重質烴類原料的同時，將重質烴類原料轉換成較輕質的餾分。
根據本發明一實施態樣，部分的初始烴類原料可以與從分離步驟 (b)所得到之流出物的重質餾分以混合物之形式直接注入沸騰床加氫轉換區(c)之入口，於此之外，部分的流出物的係於固定床加氫處理部分(a)處理。本實施態樣可類似於固定床加氫處理區域(a)的部分短路。
根據本發明之一變化，一共同原料可以跟來自於分離步驟(b)所 得到的流出物的重質餾分一起被導入沸騰床加氫轉換區(c)的入口。此共同原料可以是選自於常壓渣油、從直接蒸餾得到的真空渣油、去柏油油(de-asphalted oils)、從潤滑基底產線得到的芳香性萃取物、烴類餾分或者烴類餾分的混合物。 烴類餾分的混合物可以是選自於流動床觸媒裂解製程(fluid-bed catalytic cracking process)得到的產物，特別是輕質循環油(light cycle oil，LCO)、重質循環油(heavy cycle oil，HCO)、傾析油(decanted oil)或者可以是來自蒸餾、汽油餾分(gas oil fractions)，特別是由常壓或真空蒸餾所得到者，例如真空汽油(vacuum gas oil)。根據本發明之另一變化以及加氫轉換部分包含數個沸騰床反應器之情形下，此共同原料可以部分或全部被注入第一反應器的下游的反應器之一。
加氫轉換反應所需要的氫氣可以被注入沸騰床加氫轉換部分(c) 的入口。氫氣可以是回收的氫氣及/或輸入的氫氣。在加氫轉換區域包含數個沸騰床反應器的情形下，氫氣可以被注入至每一反應器的入口。
沸騰床之技術對習知技藝者而言係為習知。因此，以下僅描述主 要的操作條件。習慣上，沸騰床之技術是使用擠壓(extrudates)形式的載體觸媒，而載體觸媒的直徑約為1公厘，例如為0.9公厘或者1.2公厘。觸媒被保留在反應器內，除非是為了維持觸媒的活性而輸入觸媒或者移除觸媒，觸媒並不會隨著產物而被移除。為了在最小化觸媒的用量的情形下得到較高的轉換率，溫度可以是在較高的程度。觸媒活性可藉由觸媒的線上更換(on-line replacement)來而維持在定值。因此，並不需要停止元件來更換使用的觸媒，或者是為了補償所下降的活性而在循環中提高反應的溫度。再者，較佳地，在定值之操作條件下循環中之運作可以得到定量的產率以及產物的品質。再者，由 於觸媒是透過大幅回收之液體的流動來維持擾動，反應器的壓力損是維持於低以及定值的狀態。由於反應器中觸媒的摩擦，離開反應器的產物可以包含細小的觸媒顆粒。
沸騰床加氫轉換之步驟(c)的條件可以是一液相烴類餾分的沸騰 床加氫轉換的標準條件。所述之製程可以在介於2.5百萬帕(MPa)以及35MPa之間的絕對壓力(absolute pressure)下執行。較佳地，介於5MPa以及25MPa之間。更佳地，介於6MPa以及20MPa之間。更佳地，介於11MPa以及20MPa之間。所述之製程可以在介於330℃以及550℃之間的溫度下執行。較佳地，介於350℃以及500℃之間。氫氣的每小時的空間速度(hourly space velocity)以及氫氣的分壓是設定成所處理的產物之特徵與所欲得到的轉換之函數的參數。每小時的空間速度(定義成原料的體積流速除以沸騰床反應器的總體積)通常是介於0.1時-1(h-1)以及10h-1時-1之間。較佳地，介於0.2時-1以及5h-1時-1之間。更加地，介於0.2時-1以及1h-1時-1之間。與原料混合的氫氣的量通常是介於每立方公尺之液相原料為50標準立方公尺(Nm3)以及5000標準立方公尺之間。通常是介於100標準立方公尺以及1500標準立方公尺之間。較佳地，介於200標準立方公尺以及1200標準立方公尺之間。
可以使用標準的粒狀加氫轉換觸媒，觸媒包含非晶相載體(amorphous support)、具有一加氫-脫氫(hydro-dehydrogenating)功能之至少一金屬或金屬化合物。所述之觸媒可以是包含第8B族金屬的觸媒，第8B族金屬例如為鎳及/或鈷，且通常是與至少一第6B族金屬結合來使用。第6B族金屬例如為鉬及/或鎢。可以使用，例如包含0.5至10%重量百分比之鎳以及1%至30%重量百分比的鉬的觸媒。較佳地，1%至5%之重量百分比的鎳(以鎳氧化物NiO 表示)。較佳地，5%至20%重量百分比的鉬(以氧化鉬MoO3表示)。載體可以選自於，例如礬土(alumina)、矽土(silica)、矽鋁氧化物(silica-aluminas)、鎂土(magnesia)、黏土(clays)或是上述礦物至少其中之二的混合物所組成之群組。載體還可包含其他化合物，例如選自於氧化硼(boron oxide)、氧化鋯(zirconia)、氧化鈦(titanium oxide)、五氧化磷(phosphorus pentoxide)之氧化物及上述氧化物的混合物所組成的群組。通常是使用礬土載體以及通常是摻雜有硫以及選擇性的硼的礬土載體。如果是五氧化磷(P2O5)，則其濃度是低於20%重量百分比，且一般會是低於10%重量百分比。如果是三氧化硼(B2O3)，則其濃度是低於10%重量百分比。所使用的礬土可以是γ(gamma)型的礬土或者是η(eta)型的礬土。所述之觸媒通常是擠出物(extrudates)的形式。第6B族以及第8B族金屬氧化物的含量可以是介於5%以及40%重量百分比之間。通常是，介於7%以及30%重量百分比之間。第6B族以及第8B族金屬以金屬氧化物表示之重量比例是介於20以及1之間。較佳地，10以及2之間。
所使用的觸媒可以部份的以新鮮的觸媒取代。一般是藉由在固定 時間內從反應器底部移除以及從反應器的頂部導入新鮮或新的觸媒。也就是說，例如是批次(batches)或連續或實質上連續。也可以是從反應器的底部導入觸媒而從頂部移除觸媒。例如，每天引入新鮮的觸媒是可能的。以新鮮的觸媒更換所使用的觸媒的速率可以是，例如，介於每立方公尺的原料約0.05公斤以及約10公斤之間。移除以及更換是藉由可使此加氫轉換步驟連續運作之裝置的手段。加氫轉換反應器通常包含再回收幫浦，其透過連續地回收從反應器的頂部移除之至少部分的液體，並重新注入反應器的底部，以維持沸騰床內的觸媒。將所使用的觸媒從反應器移至再生區亦為可能，在進入加氫轉換步驟(c)之 前，於再生區內所含有的碳以及硫被移除。
在本發明之製程中，所述之加氫轉換步驟(c)可以在例如美國專利US6270654中所描述之H-OIL®製程的條件下執行。
沸騰床加氫轉換可以在一個反應器或多個反應器中發生。較佳地，係在串聯排列的二個反應器中發生。使用至少二個串聯排列的沸騰床反應器可能獲得具有較佳品質以及較佳產率之產物。此外，於二反應器進行加氫轉換，可具有操作條件及觸媒系統的彈性而可改善操作性。較佳地，第二個沸騰床反應器的溫度比第一個沸騰床反應器的溫度高至少10℃。第二個沸騰床反應器的壓力可以比第一個沸騰床反應器的溫度低0.1MPa以及1MPa之間，以使得至少部分從第一步驟得到的流出物在無需加壓下流動。選擇二加氫轉換反應器的溫度之操作條件，以控制原料氫化而在每一反應器內形成所欲之產物。
在加氫轉換步驟(c)是在兩個串聯的反應器中進行兩個子步驟(c1)及(c2)的情形中，從第一子步驟(c1)所得到的流出物可以選擇性地經過輕質餾分及重質餾分的分離步驟，且至少部分，較佳地，全部所述之重質餾分可以於第二烴類轉換之子步驟(c2)中處理。較佳地，分離步驟可以在級間分離器(inter-stage separator)執行，如美國專利US6270654所述，而可避免第二加氫轉換反應器中的輕質餾分過度裂解(overcracking)。可將所使用的觸媒全部或部分地從在較低溫度下操作之第一加氫轉換子步驟(c1)直接移至在較高溫度下操作之第二子步驟(c2)，或者全部或部分地將所使用的觸媒從反應器的第二子步驟(b2)直接移轉到反應器的第一子步驟(c1)。此串聯系統(cascade system)如美國專利US4816841所述。
加氫轉換流出物之分離步驟(d)。
在本發明中，所述之製程還可包含一分離步驟(d)。藉此，以得 到至少一氣相餾分以及至少一液相烴類餾分。
在加氫轉換之步驟(c)後所得到的流出物中，其包含了液相餾分 以及氣相餾分。氣相餾分包含了氣體，例如為氫氣(H2)硫化氫(H2S)氨氣(NH3)以及碳數為1-4的烴類(C1-C4 hydrocarbons)。此氣相餾分可以從烴類流出物中藉由分離設備來分離。分離設備係為習知技藝者所習知者，特別是使用一或多個可以在不同壓力及溫度下操作的分離瓶(separating flasks)，並且可以選擇性地與以蒸汽或氫氣進行氣提(stripping)之手段結合。較佳地，在加氫轉換步驟(c)後所得到的流出物可以在至少一分離瓶中分離出至少一氣相餾分以及至少一液相餾分。這些分離器可以是，例如高壓高溫分離器(high-pressure high-temperature，HPHT)及/或高壓低溫分離器(high-pressure low-temperature，HPLT)。
在選擇性的冷卻之後，較佳地，透過氫氣純化手段處理此氣相餾 分，藉以回收沒有在加氫處理以及加氫轉換反應中所消耗的氫氣。氫氣純化手段可以是胺洗(amine wash)、薄膜(membrane)、變壓吸附(Pressure Swing Adsorption，PSA)或者是這些手段的串聯。在本發明中，較佳地，在選擇性地再壓縮之後(recompression)，所純化的氫氣接著可以回收至製程中。氫氣可以被導入至加氫處理步驟(a)的入口及/或加氫處理步驟(a)中的不同位置及/或加氫轉換步驟(b)的入口及/或加氫轉換步驟(c)中的不同位置。
分離步驟(d)還可以包含常壓蒸餾及/或真空蒸餾。較佳地，分離 步驟(d)還包含至少一常壓蒸餾。其中，分離步驟後得到的液香烴類餾分透過常壓蒸餾而分餾成至少一常壓蒸餾餾分(atmospheric distillate fraction)以及至少 一常壓渣油餾分(atmospheric residue fraction)。常壓蒸餾餾分可以包含燃料基底(石腦油、煤油及/或柴油)等在商業上可升級者，例如透過精煉來生產機動載具及航空的燃料。
此外，較佳地，本發明製程之分離步驟(d)可包含至少一真空蒸 餾，在真空蒸餾中從分離後所得到的液相餾分及/或常壓蒸餾後所得到的常壓渣油餾分透過真空蒸餾而分餾成至少一真空蒸餾餾分以及至少一真空渣油餾分。 較佳地，分離步驟(d)先包含常壓蒸餾及之後的真空蒸餾。在常壓蒸餾中，分離後所得到的液相餾分透過常壓蒸餾而分餾成至少一常壓蒸餾餾分以及至少一常壓渣油餾分。在真空蒸餾中，在常壓蒸餾後所得到的常壓渣油餾分透過真空蒸餾而分餾成至少一真空蒸餾餾分以及至少一真空渣油餾分。真空蒸餾餾分通常包含真空汽油形式的餾分。
至少部分的真空渣油餾分(vacuum residue fraction)可以被回收 至加氫轉換步驟(c)。
在分離步驟(d)之後，至少可以得到一具有低於或等於0.5%重量 百分比之硫含量的液態餾分。較佳地，低於或等於0.3%重量百分比。更佳地，低於或等於0.1%重量百分比。更佳地，低於或等於0.08%重量百分比。優選地，液態烴類餾分可以作為燃油基底，特別是作為船用燃料。優選地，所有從分離步驟(d)所得到的液態烴類流出物可以具有低於或等於0.5%重量百分比之硫含量。較佳低，低於或等於0.3%重量百分比之硫含量。更佳地，低於或等於0.1%重量百分比之硫含量。更佳地，低於或等於0.08%重量百分比之硫含量。
在本發明中，將烴類原料轉換成較輕質的餾分的轉換率介於10%以及95%之間。較佳地，介於25%以及90%之間。更佳地，介於40%以及85% 之間。上述轉換率的程度定義如下：初始烴類原料中具有高於520℃之化合物的量減去在加氫轉換步驟(c)之後所得到的烴類流出物中具有高於520℃之化合物的量，所得之差值再除以初始烴類原料中具有高於520℃之化合物的量。只要轉換的程度說明了轉換產物的產生，主要為石腦油、煤油及柴油類型在特定數量的常壓蒸餾及/或真空蒸餾，高程度的轉換是較佳的。
所述之液相烴類流出物較佳地，至少部分被用作符合國際海事組 織的新建議之具有較低的硫含量的燃油基底或燃油，特別是船用燃料基底或船用燃料。
在本發明中，「燃油」代表可以做為燃料的烴類原料。在本發明 中，「燃油基底」代表烴類原料與其他基底混合所組成之燃油。做為這些基底來源的功能，特別是原油類型以及精煉類型種類的功能，這些基底的性質特別是它們的硫的含量以及黏滯度相當多樣化。
可選擇的沉澱物與粉末的分離步驟(e)。
在加氫轉換步驟(c)後所得到的烴類流出物，特別是所得到的最 重質的液相餾分，可以包含從固定床步驟及/或從沸騰床步驟中所得到粉末形式的沉澱物及觸媒渣油。為了得到符合建議之燃油或燃油基底，亦即老化後沉澱物的含量低於或等於0.1%，本發明之製程可包含額外的步驟，此步驟是在分離步驟(d)後，且是由從液相烴類流出物分離沉澱物與粉末之步驟所組成。
在本發明中，所述之製程還可包含將沉澱物與粉末分離之步驟 (d)。在分離的步驟中，至少部分的常壓渣油餾分及/或真空蒸餾餾分及/或真空渣油餾分是使用至少一過濾器(filter)、分離系統(centrifugation system)或線上傾析(on-line decantation)以分離沉澱物及觸媒粉末。
可選擇的觸媒裂解步驟(f)。
根據本發明一實施態樣，所述之製程還可包含觸媒裂解之步驟 (f)。在此步驟中，至少部分的真空蒸餾餾分(vacuum distillate fraction)及/或真空渣油餾分(vacuum residue fraction)，可選擇的在將沉澱物以及粉末分離的步驟(e)前，被送至觸媒裂解部分。在觸媒裂解部分，是在可產生氣相餾分、石油餾分、柴油餾分以及渣油餾分之條件下處理。
所述之觸媒裂解步驟(f)可以是流體化床裂解(fluidized-bed catalytic cracking)之步驟，例如申請人所發展的已知的R2R製程。所述之步驟可以透過習知技藝者所理解的傳統方式在適當的裂解條件下執行，以獲得具有較低分子量的烴類產物。在觸媒裂解步驟(f)中，其功能及觸媒的敘述請參閱例如美國專利US4695370、歐洲專利EP0184517、美國專利US4959334、歐洲專利EP0323297、美國專利US4965232、US5120691、US5344554、US5449496、歐洲專利EP0485259、美國專利US5286690、美國專利US5324696、歐洲專利EP0542604及EP0699224。
流體化床觸媒裂解反應器(fluidized-bed catalytic cracking reactor)可與上升氣流(ascending stream)或下降氣流(descending stream)中運作。雖然這並不是一較佳的實施態樣，其仍然可以設想在流動床反應器(mobile-bed reactor)中執行處媒裂解。較佳地，觸媒裂解的觸媒包含至少一沸石(zeolite)，其通常是與適合的基質(matrix)作為混合物，基質例如為礬土(alumina)、矽土(silica)或矽鋁氧化物(silica-alumina)。
至少部分從觸媒裂解步驟(f)後所得到的渣油餾分，通常被習知技 藝者認為是「泥漿」(slurry)餾分，可以被回收至觸媒裂解步驟(f)之入口及/或 加氫處理步驟(a)之入口及/或加氫轉換步驟(c)之入口。至少部分甚至全部的渣油餾分可以被送至一儲存重質精煉燃油(heavy refinery fuel oil)的區域。
在本發明一實施態樣中，在所述之觸媒裂解步驟(f)後所得到的部分的柴油餾分及/或渣油餾分可以用來組成流量基底(flux base)。
流量及燃油(flux and fuel oils)。
本發明之一目的在於，生產可商業化的燃油，特別是用於海洋運輸的船用燃料。此類型的燃油符合特定的規範是較佳的，特別是黏滯度。較佳地，船用燃油相當普遍的類型具有低於或等於380cSt(於50℃)之黏滯度。燃油的其他品質，被稱為「等級」(grades)符合不同的規格，特別是以黏著度而言。特別是以蒸餾種類而言，DMA等級規定了在40℃下介於2cSt以及6cST之間的黏滯度，DMB等級規定了在40℃下介於2cSt以及11cST之間的黏滯度。為了獲得所欲獲得等級之燃油的目標黏滯度，在必須之情形下，燃油基底可以跟流量基底(flux bases)或者切割存料(cutter stocks)混合。所述之燃油的規格，例如於ISO標準8217(2012年之最後標準)(standard ISO 8217(last version in 2012))中。
一般而言，流量基底是煤油、汽油或真空油形式(vacuum gas oil type)。其可是選自於從觸媒裂解得到的輕質循環油(light cycle oils)、從觸媒裂解得到的重質循環油(heavy cycle oils)、觸媒裂解的渣油、煤油、汽油、真空蒸餾物及/或傾析油(decanted oil)。
根據本發明之製程，分離步驟(d)後得到的常壓渣油及/或真空蒸餾物及/或真空渣油，可選擇地，在將沉澱物或粉末分離之步驟(e)前，與一或多個流量基底混合。流量基底可以是選自於觸媒裂解得到的輕質循環油、觸媒裂 解得到的重質循環油、觸媒裂解的渣油、煤油、汽油、真空蒸餾物及/或傾析油所組成之群組。
在一最佳的實施方式中，所述的流量基底是選自於部分的分離步 驟(b)後所得到的煤油或汽油型之輕質烴類餾分、部分的分離步驟(b)後所得到的真空蒸餾型之重質烴類餾分以及部分的觸媒裂解步驟(e)後所得到的石油餾分、柴油餾分及/或渣油餾分。在一最佳的實施方式中，所述的流量基底是選自於部分的柴油餾分及/或觸媒裂解步驟(f)後所得到的渣油餾分。此外，或者所述之流量基底可以是選自於沸騰床加氫轉換步驟後之部分的媒油及/或柴油餾分。
在將分離步驟(d)後所得到的常壓渣油及/或真空蒸餾物及/或真 空渣油與一或多個流量基底混合之步驟後，可選擇地，在將沉澱物及粉末分離之步驟(e)前，得到較佳地可用於海洋運輸的燃油，此燃油具有低的硫的含量，亦被稱作船用燃料。
本發明之一主體亦在於，此具有低於或等於0.5%重量百分比之 硫的含量的燃油。較佳地，是低於或等於0.1%重量百分比之硫的含量。較佳地，燃油具有低於或等於0.1%重量百分比的沉澱量，而符合ISO8217：2012的新標準。
此外，在50℃時燃油的黏度介於1cSt(centistokes，1cSt =10-6m2．s-1)以及700cSt之間。
本發明一較佳實施態樣所述之製程係第1圖、第2圖以及第3 圖所示。
第1圖為根據本發明具有在降壓下之中間體的分離步驟之製程 的整合圖。為了便於閱讀，第1圖中加氫處理部分的保護區的運作係如第2圖所示。
在第1圖中，原料10在腔室12中預熱，與來自管路14的回收 的氫氣以及來自管路24且在腔室16預熱的輸入的氫氣混合，其混合物與原料10混合，通過管路18而引入保護區系統(guard zone system)。
請參考第2圖，加氫處理部分的保護區的運作包含了二保護區 (或可置換的反應器)Ra及Rb。加氫處理部分的保護區的功能包含了一系列的循環，每一循環包含四個連續的步驟：(步驟i)原料依序地通過反應器Ra然後Rb；(步驟ii)原料僅通過反應器Rb，反應器Ra係為短路(short-circuited)以置換及/或取代觸媒；(步驟iii)原料依序地通過反應器Rb然後Ra；(步驟iv)原料僅通過反應器Ra，反應器Rb係為短路以置換及/或取代觸媒。
循環接著可以重新開始。
在步驟i以及步驟iii中，所有的保護區都被使用。在步驟ii以 及步驟iv中，一保護區係為短路，而另一保護區被使用。
在步驟i中，預熱的原料被導入管路18以及管路19。管路19 包含有閥門V1且閥門V1對於管路20以及保護反應器Ra係為開啟。保護反應器Ra包含觸媒的固定床A。在此期間內，閥門V3、V4及V5是關閉的。來自反應器Ra的流出物通過管路21、管路22及管路23而送至保護反應器Rb。管路22包含開啟的閥門V2。保護反應器Rb包含觸媒的固定床B。來自反應器Rb的流出物通過管路24、管路25以及管路26而送至主要的加氫處理部分(於稍後之段落所述)。管路25包含開啟的閥門V6。
在步驟ii中，閥門V1、V2、V4及V5係為關閉，而原料被導入 管路18以及管路27。管路27包含閥門V3，閥門V3對於管路23以及反應器Rb係為開啟。在此期間內，來自反應器Rb的流出物經由管路24管路25以及管路26而被送至主要的加氫處理部分。管路25包含開啟的閥門V6。
在步驟iii中，閥門V1、V2及V6係為關閉而閥門V3、V4及 V5係為開啟。原料通過管路18及管路27、23而導入到反應器Rb。來自反應器Rb的流出物經由管路24、管路28以及管路20而被送至保護反應器Ra。管路28包含開啟的閥門V4。來自反應器Ra的流出物經由管路21以及管路29及管路26而被送至主要的加氫處理部分。管路29包含開啟的閥門V5。
在步驟iv中，閥門V2、V3、V4及V6係為關閉而閥門V1及 V5係為開啟。原料通過管路18及管路19、20而導入到反應器Ra。在此期間內，來自反應器Ra的流出物經由管路21、管路29以及管路26而被送至主要的加氫處理部分。管路29包含開啟的閥門V5。
請再參閱第1圖，離開保護反應器的流出物可選擇地與通過管路 65之氫氣重新於加氫去金屬反應器30混合。加氫去金屬反應器30包含觸媒的固定床32。為了便於閱讀，圖式僅繪示單一之加氫去金屬反應器以及單一之加氫脫硫反應器，然加氫去金屬部分及加氫脫硫部分可以包含數個串連的加氫去金屬反應器以及加氫脫硫反應器。若需要，回收及/或入口的氫氣也可以被導入到多個循環床之間的加氫處理反應器(未繪示)。
來自加氫去金屬反應器的流出物透過管路34接著被送至第一加 氫脫硫反應器36。於第一加氫脫硫反應器36流出物穿過觸媒的固定床38。
從加氫處理步驟所得到的流出物透過管路42而被送至一高壓高 溫分離器44(high-pressure high-temperature)，於高壓高溫分離器44一氣相餾分46以及一液相餾分48被回收。一般而言，斷開點是介於200℃以及400℃之間。 氣相餾分46一般是透過一交換器(未繪示)或一用於冷卻之冷卻塔50而送至一高壓低溫分離器52(high-pressure low-temperature)，於高壓低溫分離器52一包含氣體(氫氣、硫化氫、氨氣、碳數為1至4之烴類...等)之氣相餾分54以及一液相餾分48被回收。
來自高壓低溫分離器52的氣相餾分54於氫氣純化單元58內處 理，以透過壓縮器62及管路65來回收氫氣至反應器30及/或透過管路14至可更換的反應器。包含非所欲之含氮及含硫氣體從設施排出(氣流66)。
來自高壓低溫分離器52的液相餾分56於在裝置68內降壓，然 後送至分餾系統70。可選擇地，在壓力釋放裝置68後可以安裝中壓分離器(medium-pressure separator)(未繪示)，以回收送至純化單元58之一氣餾分以及送至分餾系統70的一液相。
來自高壓高溫分離器44之液相餾分48在裝置72內降壓，然後 送至分餾系統70。餾分56及58可以在降壓後一起被送至系統70。根據一未繪示之變化，分餾系統70及172可以是共同且處理所有的輕質餾分，包含來自於級間分離器108。分餾系統70包含一常壓蒸餾系統，以產生一氣相流出物74、特別是包含汽油、煤油及柴油之至少一「輕質」餾分76以及一常壓渣油餾分78部分的常壓渣油餾分可以透過管路80被送至加氫轉換反應器。所有或部分的常壓渣油餾分78被送至真空蒸餾管柱82以回收一包含真空渣油之餾分84以及一包含真空汽油之真空蒸餾餾分86。
可選擇地與部分的常壓渣油餾分80及/或部分的真空蒸餾餾分 86混合之真空渣油餾分84與回收的氫氣88混合，而回收的氫氣可選擇地是由入口的氫氣90於烤箱91預熱而構成。可選擇地，其穿過一烤箱92。可選擇地，一共同原料94可以被導入。重質餾分然後透過管路96而被導入位於第一沸騰床反應器98底部之加氫轉換步驟，而與液體及氣體及包含至少一加氫轉換觸媒之上升氣流運作。反應器98通常包含再循環幫浦100，透過將至少部分的液相從反應器底部而再注入反應器之底部之連續的回收以維持沸騰床觸媒。新鮮的觸媒可以從反應器的頂部或底部輸入(未繪示)。觸媒的輸入可以是週期性或者是連續性的發生。所使用的觸媒可以從反應器的底部(未繪示)而被丟棄或者再生，以在被注入反應器的頂部前移除碳與硫。部分使用的觸媒可以從第一反應器的底部被直接轉移進入第二加氫轉換反應器102的頂部(未繪示)。可選擇地，從反應器98得到的轉換的流出物104可以通過級間分離器108內的輕質餾分106的分離。
較佳地，所有或部分從級間分離器108得到的流出物110與來自 管路157的額外的氫氣混合。若需要，氫氣是先預熱的(未繪示)。此混合物然後通過管路112而注入至第二沸騰床加氫轉換反應器102，而與液體以及包含至少一加氫轉換觸媒的氣體之上升氣流運作。此反應器之操作條件，特別是溫度，是為了達到所欲的轉換程度來選擇(如前所述)。觸媒的輸入及移除是以與第一反應器所述之相同方式執行。反應器102通常還包含再循環幫浦114，再循環幫浦114以與第一反應器之幫浦相同的方式運作。
來自沸騰床反應器的流出物透過管路134被送至高壓高溫分離 器136。氣相餾分138以及液相餾分140是在高壓高溫分離器136回收。一般而言，氣相餾分138透過一交換器(未繪示)或一用來冷卻之冷卻塔142而送至 高壓低溫分離器(high-pressure low-temperature，HPLT)144。包含氣體(氫氣、硫化氫、氨氣、碳數為1至4之烴類...等)之氣相餾分146及液相餾分148是在高壓低溫分離器144回收。
來自高壓低溫分離器144的氣相餾分146於氫氣純化單元150 內處理，以透過壓縮器154及管路156及/或管路157來回收至加氫轉換部分。 回收的氫氣152來自於氫氣純化單元150。氫氣純化單元可以由胺洗(amine wash)、薄膜或變壓吸附(Pressure Swing Adsorption，PSA)所組成。包含非所欲之含氮以及含硫化合物的氣體從設施排出(氣流158可以代表多種氣流，特別是富含硫化氫的氣流以及一或多個包含輕質烴類(碳數為1及2)的沖洗氣(purges)，輕質烴類可以用作精煉燃料氣體)。
來自高壓低溫(high-pressure low-temperature，HPLT)分離器144 之液相餾分148在裝置160內降壓，然後送至分餾系統172。可選擇地，在壓力釋放裝置160後可以安裝中壓分離器(medium-pressure separator)(未繪示)，以回收送至純化單元150及/或專用的中壓純化單元(未繪示)的蒸氣相以及傳達至分餾系統172的液相。
來自高壓高溫(high-pressure hugh-temperature，HPHT)分離器 136之液相餾分140在裝置174內降壓，然後送至分餾系統172。可選擇地，在壓力釋放裝置174後可以安裝中壓分離器(medium-pressure separator)(未繪示)，以回收送至純化單元150及/或專用的中壓分離純化單元(未繪示)的蒸氣相以及傳達至分餾系統172的液相。
明顯地，在降壓之後，餾分148以及140可以一起被送至系統 172。分餾系統172包含一常壓蒸餾系統，以生產一氣相流出物176、至少一「輕 質」(light)餾分178，特別是包含石腦油、煤油及柴油、以及一常壓渣油餾分180。部分的常壓渣油餾分180可以透過管路182取回而構成所欲之燃油基底。 所有或部分的常壓渣油餾分180可以被送至真空蒸餾管柱184，以回收包含真空渣油186的餾分以及包含真空汽油的真空蒸餾餾分188。較佳地，至少部分的真空渣油餾分透過管路190被回收至加氫轉換步驟或者是加氫處理步驟的上游(管路並未繪示)以增加轉換率。可選擇地，常壓渣油餾分182、真空蒸餾餾分188及/或真空渣油餾分186可以分別通過將粉末及沉澱物分離的步驟，例如過濾器191、192以及193。
用於分離及分餾之一替代方案(未繪示)，可以於高壓或中壓或 低壓下使用處理重質餾分的撥離管柱(steam stripping column)來執行。藉此，撥離管柱的底部直接填補真空管柱；常壓蒸餾管柱維持以處理蒸餾混合物，然並沒有處理未轉換的餾分(最重質的餾分)。
第3圖為本發明另一實施例在沒有降壓下進行中間體的分離之 製程。以下僅描述第3圖之製程以及第1圖之製程的差異，加氫處理以及加氫轉換步驟以及在加氫轉換步驟後的分離是相同的。
在加氫處理反應器中所處理的流出物透過管路42被送至一高壓 高溫分離器44，於高壓高溫分離器44一較輕質餾分46以及一渣油餾分48被回收。斷開點一般是介於200以及400℃之間。
在選擇性的穿過一烤箱92之後，渣油餾分48被直接送至加氫轉 換部分。
一般而言，輕質餾分46是透過交換器(未繪示)或一用來冷卻 之冷卻塔50而送至一高壓低溫分離器52，於高壓低溫分離器52包含氣體(氫 氣、硫化氫、氨氣、碳數為1至4之烴類...等)之一氣相餾分54以及一液相餾分56被回收。
來自高壓低溫分離器52的氣相餾分54在氫氣純化單元58內處 理，於氫氣純化單元58回收的氫氣60透過壓縮器154管路64及156而被回收至加氫處理部分及/或加氫轉換部分。包含非所欲之含氮、含硫及含氧的化合物從設備(氣流66)移除。在此組態下，只有單一之壓縮器154被使用以滿足所有需要氫氣的反應器。
從高壓低溫分離器52所得到的液態相餾分56在裝置68內降 壓，然後被送到分餾系統70。分餾系統70包含一真空蒸餾系統，以產生一氣相流出物74、至少一「輕質」餾分76以及一常壓渣油餾分195。輕質餾分76特別是包含汽油、煤油及柴油。部分的常壓渣油餾分可以透過管路195被送至加氫轉換反應器，而另一部分的常壓渣油餾分194可以被送至另一製程(加輕裂解或流體觸媒裂解或加氫處理)。
實施例
以下實施例係用以說明本發明，然並非用以限定本發明之範圍。
處理一真空渣油(RSV Oural)，真空渣油包含87.0%重量百分比 之化合物係在高於之520℃溫度下氣化，且具有9.5°API之密度以及重量百分比為2.72%之硫的含量。原料包含254ppm的金屬(鎳+釩)。
原料於具有二可置換的反應器的加氫處理步驟處理。原料中加氫去金屬/加氫脫硫觸媒的比例分布為63/27。固定床的步驟的操作條件如表1所示：表1：固定床的操作條件。
固定床加氫處理部分的加氫去金屬(HDM)的表現大於80%。
加氫處理流出物然後於高壓高溫條件下經由一閃光燒瓶分離(flash flask separation)。
重質餾分(餾分350℃+)被送至一加氫轉換步驟。加氫轉換步驟包含兩個連續的沸騰床反應器。操作條件如表2。
從離開整體產鏈的流出物所得到的每一餾分之產率以及硫的含量如表3所示。
所消耗的氫氣代表1.69%重量百分比之新鮮的原料被導入加氫處理部分的入口。
上述產率可用來計算在高於520℃氣化的原料的餾分轉換成在低於520℃氣化的產物的轉換率的程度，根據以下公式：
數值如下：轉換率=(87.0-34.3)/87.0=60.5%。
此特別高的轉換率說明了顯著數量的轉換產物之產生(主要是蒸餾物)。
然後，依照下列比例，從加氫轉換步驟所得到的350至520℃以及520℃+餾分準備混合物：350至520℃餾分：混合物的48%重量百分比；以及520℃+餾分：混合物的52%重量百分比。
藉此，所得到的燃油具有0.35%重量百分比之硫的含量以及於50℃下具有380cSt之黏著度。此外，在老化後其沉澱物之含量低於0.1%重量百分比。關於這些分析，此燃油特別適合用來組成如國際海事組織所推薦在硫排放控制區之外2020或2025前之目標的船用燃料。
除了具有0.35%重量百分比之硫的含量的第一混合物之外，一第二混合物是由80%重量百分比從柴油循環所得之餾分以及20%重量百分比之從真空蒸餾循環所得之餾分所組成。在這些比例中，混合物具有0.09%之硫含量以及於40℃下具有6cSt之黏滯度。藉此，此混合物組成一蒸餾型(「海洋汽油」(marine gas-oil)或「海洋柴油」(marine diesel))的船用燃料。此船用燃料可以稱為例如DMB規格(其規定於40℃下黏滯度介於2cSt以及11cSt之間)。由於其硫含量低於0.1%，此混合物組成一硫排放控制區之2015前之目標的之燃料。
10‧‧‧原料
12‧‧‧腔室
14‧‧‧管路
16‧‧‧腔室
18‧‧‧管路
24‧‧‧管路
30‧‧‧加氫去金屬反應器
32‧‧‧固定床
34‧‧‧管路
36‧‧‧第一加氫脫硫反應器
38‧‧‧固定床
42‧‧‧管路
44‧‧‧高壓高溫分離器
46‧‧‧氣相餾分
48‧‧‧液相餾分
50‧‧‧冷卻塔
52‧‧‧高壓低溫分離器
54‧‧‧氣相餾分
56‧‧‧液相餾分
58‧‧‧氫氣純化單元
60‧‧‧回收的氫氣
62‧‧‧壓縮器
64‧‧‧管路
65‧‧‧管路
66‧‧‧氣流
68‧‧‧壓力釋放裝置
70‧‧‧分餾系統
72‧‧‧裝置
74‧‧‧氣相流出物
76‧‧‧輕質餾分
78‧‧‧常壓渣油餾分
80‧‧‧常壓渣油餾分
82‧‧‧真空蒸餾管柱
84‧‧‧真空渣油餾分
86‧‧‧真空蒸餾餾分
88‧‧‧回收的氫氣
90‧‧‧氫氣
91‧‧‧烤箱
92‧‧‧烤箱
94‧‧‧共同原料
96‧‧‧管路
98‧‧‧反應器
100‧‧‧再循環幫浦
102‧‧‧第二加氫轉換反應器
104‧‧‧流出物
106‧‧‧輕質餾分
108‧‧‧級間分離器
110‧‧‧流出物
112‧‧‧管路
114‧‧‧再循環幫浦
134‧‧‧管路
136‧‧‧高壓高溫分離器
138‧‧‧氣相餾分
140‧‧‧液相餾分
142‧‧‧冷卻塔
144‧‧‧高壓低溫分離器
146‧‧‧氣相餾分
148‧‧‧液相餾分
150‧‧‧氫氣純化單元
152‧‧‧回收的氫氣
154‧‧‧壓縮器
156‧‧‧管路
157‧‧‧管路
158‧‧‧氣流
160‧‧‧裝置
172‧‧‧分餾系統
174‧‧‧裝置
176‧‧‧氣相流出物
178‧‧‧輕質餾分
180‧‧‧常壓渣油餾分
182‧‧‧管路
184‧‧‧真空蒸餾管柱
186‧‧‧真空渣油
188‧‧‧真空蒸餾餾分
190‧‧‧管路
191‧‧‧過濾器
192‧‧‧過濾器
193‧‧‧過濾器
Ra‧‧‧保護區
Rb‧‧‧保護區

Claims (19)

  1. 一種製程，用於處理一烴類原料，該烴類原料具有一至少0.5%重量百分比之硫含量、一至少2%重量百分比之瀝青含量、一至少340℃之起始沸點(initial boiling point)以及一至少440℃之最終沸點(final boiling point)，該製程可用以得到至少一具有低於或等於0.5%重量百分比之硫和量的液相烴類餾分，該製程包含以下連續的步驟：一固定床加氫處理之步驟(a)(fixed-bed hydrotreatment)，其中該烴類原料以及氫氣是放置且接觸於至少一加氫轉換觸媒；將加氫處理步驟(a)所得之流出物分離成至少一輕質餾分以及至少一重質餾分之步驟(b)；於至少一沸騰床反應器中，從至少部分該步驟(b)所得到的重質餾分之一加氫轉換之步驟(c)(hydroconversion)，該沸騰床反應器包含一載體觸媒；以及將從該步驟(c)所得到的流出物之一分離步驟(d)，以得到至少一氣相餾分以及至少一該液相餾分。
  2. 如請求項1所述之製程，其中該加氫處理程序之步驟(a)包含：一加氫去金屬之步驟(a1)，執行於一個或多個固定床加氫去金屬區；以及一加氫脫硫程序之步驟(a2)，於該加氫去金屬之步驟(a1)後，該加氫脫硫程序之步驟(a2)執行於一個或多個固定床加氫脫硫區。
  3. 如請求項1或請求項2中任一項所述之製程，其中該加氫處理之步驟(a)的溫度是介於300℃以及500℃之間，絕對壓力是介於2百萬帕(MPa)以及 35百萬帕之間，烴類原料每小時的空間速度介於0.1小時-1(h1)以及5時-1之間，且與該原料混合之氫氣的量介於100標準立方公尺(Nm3/m3)以及5000標準立方公尺之間。
  4. 如請求項1所述之製程，其中該加氫轉換之步驟(c)的絕對壓力是介於2.5百萬帕以及35百萬帕之間，溫度是介於330℃以及550℃之間，具有介於0.1小時-1以及5時-1之間之一每小時的空間速度，且與該原料混合之氫氣的量介於50標準立方公尺以及5000標準立方公尺之間。
  5. 如請求項1所述之製程，其中該加氫處理步驟(a)是在一或多個固定床加氫處理區前由至少二加氫處理保護區進行，該些加氫保護區位於固定床內，且該些加氫保護區係為串聯而可用於由下述連續重複之步驟(a”)以及(a''')所組成之一循環方式：一步驟(a’)，其中所有該些保護區是一起使用一段時間，該時間最長等於其中一該保護區失去活性及/或阻塞之時間；一步驟(a”)，其中該失去活性及/或阻塞之保護區係為短路(short-circuited)且該保護區所包含之觸媒被新鮮的觸媒再生及/或取代，且同時其他該些保護區被使用；以及一步驟(a''')，其中所有該些保護區是一起使用，其中於前述步驟(a”)中觸媒被再生及/或更換之保護區被重新連接且該步驟(a''')所使用的時間最長等於其中一該保護區失去活性及/或阻塞之時間。
  6. 如請求項1所述之製程，其中該烴類原料是選自於常壓渣油、從直接蒸餾得到的真空渣油、原油、去頭原油(de-headed crude petroleums)、去柏油油料(deasphalted oils)、去柏油樹脂(deasphalting resins)、去柏油瀝青 (deasphalting pitches)或瀝青(asphalts)、自轉換製程所得之渣油、由潤滑基底產線(lubricant base production lines)所得之芳香性萃取物、油頁岩(bituminous sands)或其衍生物、母岩油(parent-rock oils)或其衍生物之一或混合物。
  7. 如請求項1所述之製程，其中來自該加氫處理步驟(a)之流出物於加壓下進行步驟(b)之分離步驟，包含以下步驟：來自步驟(a)之流出物被送至一分餾部分，該分餾部分具有一介於200℃以及400℃之間的斷開點(cutoff point)，而可得到一輕質餾分以及一重質餾分；以及該重質餾分透過常壓蒸餾而分餾成至少一常壓蒸餾餾分(atmospheric distillate fraction)。
  8. 如請求項7所述之製程，其中該常壓蒸餾餾分包含至少一石腦油、煤油及/或柴油的輕質烴類餾分，以及一常壓渣油餾分(atmospheric residue fraction)，至少部分該常壓渣油餾分可以透過真空蒸餾而分餾成一真空蒸餾餾分(vacuum distillate fraction)，且至少部分該真空蒸餾餾分被送至該加氫轉換步驟(c)。
  9. 如請求項1所述之製程，其中來自該加氫處理步驟(a)之流出物於未加壓下進行步驟(b)之分離步驟，包含以下步驟：來自加氫處理步驟(a)之流出物被送至一分餾部分，該分餾部分具有一介於200℃以及400℃之間的斷開點，而可得到至少一輕質餾分以及至少一重質餾分；該重質餾分直接被送至該加氫轉換步驟(c)； 該輕質餾分經由一常壓蒸餾而得到一氣相餾分、至少一石腦油、煤油及/或柴油型的液相烴類的至少一輕質餾分以及一真空蒸餾餾分；以及至少部分該真空蒸餾餾分被送至該加氫轉換步驟(c)。
  10. 如請求項1所述之製程，其中該分離步驟(d)另包含至少一常壓蒸餾，於該常壓蒸餾，於該分離後所得到之該液相烴類餾分透過常壓蒸餾而分餾成至少一常壓蒸餾餾分以及至少一常壓渣油餾分。
  11. 如請求項1所述之製程，其中該分離步驟(d)另包含至少一真空蒸餾，於該真空蒸餾，於該分離後所得到之該液相烴類餾分及/或於於該常壓蒸餾後所得到之該常壓渣油餾分透過真空蒸餾而分餾成至少一真空蒸餾餾分以及至少一真空渣油餾分。
  12. 如請求項11所述之製程，其中至少部分該真空渣油餾分係回收製該加氫轉換之步驟c)。
  13. 如請求項10所述之製程，另包含一分離沉澱物及粉末之步驟(e)，其中至少部分該常壓渣油餾分及/或真空蒸餾餾分及/或真空渣油餾分係由至少一過濾器、一離心系統或一線上傾析(on-line decantation)來分離觸媒粉末及沉澱物。
  14. 如請求項13所述之製程，另包含一觸媒裂解步驟(f)，其中至少部分該真空蒸餾餾分及/或該真空渣油餾分，於該分離沉澱物及粉末之步驟(e)前，被送至一觸媒裂解部分，於該觸媒裂解部分，該部分真空蒸餾餾分於可產生一氣相餾分、一石油餾分、一柴油餾分以及一渣油餾分之條件下被處理。
  15. 如請求項13所述之製程，其中於該分離步驟(d)後所得到之該常壓渣油及/或真空蒸餾物及/或真空渣油，於該分離沉澱物及粉末之步驟(e)前，與一或 多個流量基底混合，該一或多個流量基底是選自於從一觸媒裂解所得到的輕質循環油(light cycle oils from a catalytic cracking)、從一觸媒裂解所得到的重質循環油(heavy cycle oils from a catalytic cracking)、一觸媒裂解的渣油(residue of a catalytic cracking)、煤油(kerosene)、汽油(gas oil)、真空蒸餾物(vacuum distillate)及/或傾析油(decanted oil)所組成之群組。
  16. 如請求項15所述之製程，其中該流量基底是選自於部分自該分離步驟(b)所得到之煤油或柴油型的輕質烴類餾分、部分自該分離步驟(b)所得到之真空蒸餾的重質烴類餾分以及部分自該觸媒裂解步驟(f)所得到之石油餾分、柴油餾分及/或渣油餾分。
  17. 一種燃油，可用於海洋運輸，該燃油係由如請求項15所述之製程所得，該燃油具有一低於或等於0.5%重量百分比之硫的含量。
  18. 如請求項17所述之燃油，其特徵在於，該燃油具有一低於或等於0.1%重量百分比之沉澱物含量。
  19. 如請求項17所述之燃油，其特徵在於，該燃油於50℃時的黏度介於1cSt以及700cSt之間。
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