TW201446958A - 由減壓殘油製造餾出物燃料及陽極級焦炭的方法 - Google Patents

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Abstract

一種用於使殘油烴原料升級之方法，其可包含：使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑於一殘油氫轉化反應器系統中接觸；回收一來自此殘油氫轉化反應器系統之流出物；使此流出物分離以回收二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；使至少一部份之此重減壓氣油分餾物與至少一部份之此減壓殘油分餾物組合形成一經混合之重烴分餾物；使至少一部份之此經混合之重烴分餾物供料至一煉焦器；於製造陽極級生焦炭及餾出物烴之條件操作此煉焦器；回收來自此煉焦器之餾出物烴；分餾餾出物烴以回收烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。

Description

由減壓殘油製造餾出物燃料及陽極級焦炭的方法 相關申請案之對照參考資料
本申請案依據35 U.S.C.§ 119(e)主張2013年3月14日申請之美國臨時申請序號第61/784,462號案之優先權，該案在此被完整併入以供參考之用。
揭露領域
此處揭露之實施例一般係有關於使自石油、瀝青砂、頁岩油、煤液體、煤氣化焦油，及生質原油(biocrude)等衍生之減壓殘油流升級之方法。更特別地，此處之實施例一般係有關於用於自減壓殘油烴原料製造餾出物燃料及陽極級焦炭之方法。更特別地，此處揭露之實施例係有關於使用沸騰床或漿料加氫裂解、延遲焦化，及固定床催化減壓氣油升級使減壓殘油原料升級成餾出物燃料之方法。
背景
熱焦化方法使原油精煉廠處理存在於石油、瀝青砂，及其它烴來源中之較重的烴。一般，熱焦化方法使用高裂解度(severity)之熱分解(或"裂解")使極重之低價值殘 油供料轉化成具較高價值之較低沸點的烴產物達最大。用於此等焦化方法之原料一般係由經濟上不能被進一步蒸餾、催化裂解，或以其它方法處理製造燃料級摻合物流之精煉處理流所組成。典型上，因為藉由灰及金屬造成之催化劑結垢及/或鈍化，此等材料係不適於催化操作。一般焦化原料包含大氣蒸餾殘油、減壓蒸餾殘油、催化裂解器殘油、加氫裂解器殘油，及來自其它精煉單元之殘油。
用於原油精煉廠及升級設備使重烴分餾物轉化成較輕的烴及石油焦炭之三種焦化方法包含延遲焦化、流體焦化，靈活焦化。於所有三種此等焦化方法中，石油焦炭被認為係一種於為了使精煉殘油更完全轉化成較輕之烴化合物係被容忍之副產物。形成之烴及其它產物係以蒸氣型式從焦化容器移至一分餾器。較重之經裂解液體(例如，氣油)一般係作為用於進一步精煉加工(例如，流體催化裂解單元或FCCU)之原料，此加工係將其等轉換成運輸燃料摻合物備料。
由於較大可用性及較低費用，原油精煉廠已於其原油摻合物中常規地增加使用較重原油。此等較重原油具有較大比例之較重烴組份，增加對於煉焦器容量之需求。因此，煉焦器通常變成限制精煉生產量之瓶頸。再者，此等較重原油通常含有較高濃度之大的芳香族結構(例如，瀝青烯及樹脂)，此等含有較大濃度之硫、氮，及諸如釩及鎳之重金屬。
因此，焦化反應(或機構)係實質上不同，且易製 造一較緻密之彈丸狀(相對於海棉狀)焦炭結晶結構(或形態)，且於石油焦炭及煉焦器氣油中具有較高濃度之非所欲污染物。不幸地，企圖處理上述之許多技術改良(工廠產能/瓶頸、原料組成改變等)大量減少形成之石油焦炭的品質。大部份之技術改良及較重之含硫原油易迫使石油焦炭從多孔性海棉狀焦炭變成具有較高濃度之非所欲雜質的彈丸狀焦炭。形成之於焦炭品質的位移會需要焦炭市場之主要改變(例如，陽極變成燃料級)及戲劇性地減少焦炭價值。技術改變及相關供料改變會造成減低燃料級焦炭品質，具有較低揮發性物料及總發熱量，及其它性質，使製造之燃料級焦炭較不合意。
請求實施例之概要
於一方面，此處揭露之實施例係有關於一種用於使殘油烴原料升級之方法。此方法可包含：使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑於一殘油氫轉化反應器系統中接觸；回收一來自此殘油氫轉化反應器系統之流出物；使來自此殘油氫轉化反應器系統之此流出物分離以回收二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；使至少一部份之此重減壓氣油分餾物與至少一部份之此減壓殘油分餾物組合形成一經混合之重烴分餾物；使至少一部份之此經混合之重烴分餾物供料至一煉焦器；於製造陽極級生焦炭及餾出物烴之條件操作此煉焦器；回收來自此煉焦器之餾出物烴；分餾自此煉焦器回收之餾出 物烴以回收三或更多種烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。
於另一方面，此處之實施例係有種於一種用於使殘油烴原料升級之系統。此系統可包含：一殘油氫轉化反應器系統，其係用於使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑接觸；一分餾系統，其係用於使來自此殘油氫轉化反應器系統之一流出物分離成二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；一混合裝置，其係用於使至少一部份之此重減壓氣油分餾物與至少一部份之此減壓殘油分餾物組合形成一經混合之重烴分餾物；一煉焦器，其係用於轉化此經混合之重烴分餾物，以製造陽極級生焦炭及餾出物烴；一分餾系統，其係用於使自煉焦器回收之餾出物烴分餾成三或更多種烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。
其它方面及優點會從下列說明及所附申請專利範圍變明顯。
10‧‧‧殘油烴分餾物
12‧‧‧氫
13‧‧‧氫轉化反應器系統
14‧‧‧沸騰床反應器系統
15‧‧‧流動管線
16‧‧‧流動管線
18‧‧‧分餾系統
18A‧‧‧大氣塔
18B‧‧‧減壓分餾系統
20‧‧‧廢氣
21‧‧‧輕餾出物分餾物
22‧‧‧輕石腦油分餾物
23‧‧‧重煉焦器氣油分餾物
24‧‧‧重石腦油分餾物
25‧‧‧煉焦器再循環分餾物
26‧‧‧煤油分餾物
28‧‧‧柴油分餾物
29‧‧‧氫
30‧‧‧輕減壓氣油分餾物
32‧‧‧重氣油分餾物
34‧‧‧減壓殘油分餾物
35‧‧‧經混合之重烴分餾物
36‧‧‧煉焦器系統
37‧‧‧流動管線
38‧‧‧分餾系統
39‧‧‧煉焦器供料混合物
40‧‧‧流動管線
42‧‧‧混合物
44‧‧‧煉焦器加熱器
46‧‧‧經加熱之煉焦器原料
48‧‧‧溫度感應器
50‧‧‧控制閥
52‧‧‧燃料
54‧‧‧水蒸氣或鍋爐供應水
56‧‧‧管線
58‧‧‧焦化桶
60‧‧‧流動管線
62‧‧‧水蒸氣或其它汽提介質
64‧‧‧水或其它冷卻介質
66‧‧‧水或其它驟冷介質
68‧‧‧底蓋
70‧‧‧頂蓋
72‧‧‧陽極級生焦炭
74‧‧‧重煉焦器氣油分餾物
76‧‧‧輕煉焦器氣油分餾物
78‧‧‧驟冷油分餾物
80‧‧‧清洗油分餾物
82‧‧‧煉焦器濕氣體分餾物
84‧‧‧分離器
86‧‧‧乾燥氣體分餾物
88‧‧‧水/含水分餾物
90‧‧‧石腦油分餾物
92‧‧‧迴流
94‧‧‧氫轉化反應器系統
96‧‧‧流出物
98‧‧‧分餾系統
99‧‧‧廢氣
100‧‧‧輕石腦油分餾物
102‧‧‧重石腦油分餾物
104‧‧‧煤油分餾物
106‧‧‧柴油分餾物
108‧‧‧輕減壓氣油分餾物
110‧‧‧重氣油分餾物
112‧‧‧減壓殘油分餾物
120‧‧‧HP/HT V/L分離器
122‧‧‧蒸氣流
124‧‧‧液體流
126‧‧‧固定床加氫處理反應器
128‧‧‧流出物流
圖式簡要說明
圖1係依據此處揭露實施例的一種用於使殘油烴原料升級之方法的簡化方法流程圖。
圖2係依據此處揭露實施例的一種用於使殘油烴原料升級之方法的簡化方法流程圖。
圖3係依據此處揭露實施例的一種用於使殘油烴 原料升級之方法的一部份之簡化方法流程圖。
於此等圖式各處，相同編號表示相同零件。
詳細說明
於一方面，此處之實施例一般係有關於用於使自石油、瀝青砂、頁岩油、煤液體、煤氣化焦油，及生質原油等衍生之減壓殘油流升級之方法。更特別地，此處之實施例係有關於自減壓殘油烴原料製造餾出物燃料及陽極級焦炭之方法。更特別地，此處揭露之實施例係有關於使用沸騰床或漿料加氫裂解、延遲焦化，及固定床催化減壓氣油升級使減壓殘油原料升級成餾出物燃料產物之方法。
此處揭露之氫轉化方法可用於使殘油烴原料於高溫及高壓之條件於氫及一或多種氫轉化催化劑存在中反應，使此原料轉化成具有降低污染物(諸如，硫及/或氮)含量之較低分子量的產物。氫轉化方法可包含，例如，氫化、脫硫化、脫氮化、裂解、轉化、脫金屬化，及移除金屬、康拉遜(Conradson)碳殘油(CCR)或瀝青烯移除等。
於此處使用時，提及殘油烴之殘油烴分餾物或相似術語係定義為一具有高於340℃之沸點或沸點範圍之烴分餾物，但亦可包含整個重原油加工。可與此處揭露之方法使用的殘油烴原料可包含各種精煉及其它烴流，諸如，石油大氣或減壓殘油、脫瀝青油、經脫瀝青之瀝青、經加氫裂解之大氣塔減壓塔底部物、直餾(straight run)減壓氣油、經氫化裂解之減壓氣油、經流體催化裂解(FCC)之漿料油、 來自一沸騰床加氫裂解方法之減壓氣油、頁岩衍生之油、煤衍生之油、瀝青砂瀝青、妥爾油、生物衍生之原油、黑油，與其它相似烴流，或此等之組合，此等之每一者可為直餾、經處理衍生、經氫化裂解、經部份脫硫，及/或經部份脫金屬之流體。於某些實施例，殘油烴分餾物可包含具有至少480℃、至少524℃，或至少565℃之正常沸點的烴。
於某些實施例，殘油原料具有少於約100ppmw之鎳及少於約200ppm之釩的金屬含量，少於約2.5重量%之硫含量，及少於約12重量%之瀝青烯含量。於各種實施例，殘油可包含石油大氣或減壓殘油、脫瀝青油、經脫瀝青之瀝青、經加氫裂解之大氣塔或減壓塔底部物、直餾減壓氣油、經加氫裂解之減壓氣油、經流體催化裂解(FCC)之漿料油、來自一沸騰床方法之減壓氣油、頁岩衍生之油、煤衍生之油、生物衍生之原油、瀝青砂瀝青、妥爾油、黑油之至少一者。例如，殘油烴可自Arab Heavy、Arab Light、Arab Medium、Kuwait Export、Basrah Light、Rubble、Bahrain、Oman、Upper Zakam、REBCO、Kumkol、Ural、Azeri Light、Siberian Light、Siberian Heavy，及Tengiz之石油原油的一或多者衍生。頁岩衍生之油可於原位萃取方法或地面上油頁岩乾餾方法產生。煤氣化副產物油可自一固定床氣化器或一流體床氣化器或一移動床氣化器衍生。煤衍生之油可自一裂解單元或一水熱液化單元或一熱加氫液化單元或一催化加氫液化單元衍生。
現參考圖1，係例示一用於使殘油烴原料升級之 方法的簡化方法流程圖。一殘油烴分餾物10(殘油10)及氫12可被供應至一氫轉化反應器系統13，此可含有一或多個呈串聯或並聯之氫轉化反應器。於氫轉化反應器系統13中，殘油及氫可與一氫轉化催化劑接觸以使至少一部份之殘油轉化成較輕之烴，使殘油中所含之金屬脫金屬，移除康拉遜碳殘油，或者將殘油轉化成有用產物。
可用於此處實施例之氫轉化反應器可包含沸騰床氫轉化反應器或反應器系統，與漿料相加氫裂解反應器系統、固定床VGO加氫裂解反應器系統，及/或流體化床床VGO加氫裂解反應器系統。於某些實施例，固定床床加氫裂解反應器系統可包含如於US 6797154；6783660；6514403；6224747；6200462；6096190；5925235；5593570；5439860；及5277793中所述之一或多者。
殘油氫轉化反應器系統13中之轉化率於某些實施例可為至少50%，諸如，於其它實施例之至少70%或至少85%。殘油氫轉化反應器系統13可於約從約1000psig至約4000psig之範圍的壓力，從約0.1L/h/L至約4.0L/h/L之範圍的LHSV，從約400℃至約500℃之範圍的反應器溫度，於約2000-6000SCF/Bbl間之氫/減壓殘油原料比率，從約0.1至約0.6lb/Bbl減壓殘油原料之範圍的新催化劑補充率操作。如下將更詳細說明般，可用於氫轉化反應器系統13之催化劑可包含鎳、鈷、鎢、鉬，及此等之組合的一或多者，其可為未經支撐或支撐於諸如氧化矽、氧化鋁、或此等之組合的一多孔性基材上。
於沸騰床反應器系統13中轉化後，經部份轉化之烴可經由流動管線15回收，且供應至一分餾系統18以回收二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物。如所例示，分餾系統18可用以回收一含有輕烴氣及硫化氫(H2S)之廢氣20、一輕石腦油分餾物22、一重石腦油分餾物24、一煤油分餾物26、一柴油分餾物28、一輕減壓氣油分餾物30、一重氣油分餾物32，及一減壓殘油分餾物34。於某些實施例，一部份之減壓殘油分餾物34可諸如經由流動管線37再循環，以供於沸騰床氫轉化反應器系統13中進一步處理。例如，減壓殘油分餾物34或其一部份可與至少一部份之重減壓氣油分餾物32組合形成一經混合之重烴分餾物35。於某些實施例，上游條件及供料比率可被控制，使得經混合之重烴分餾物35具有少於約70ppmw之鎳含量、少於約70ppmw之釩含量、少於0.7至1，諸如，少於0.5/1或少於0.3/1之瀝青烯/康拉遜碳殘油(CCR)比率，及少於約24,000ppmw之總硫含量。
然後，經混合之重烴分餾物35可供應至一煉焦器系統36，其可於製造陽極級生焦炭及餾出物烴之條件操作。於某些實施例，煉焦器系統36可包含一或多個延遲焦化單元(延遲煉焦器)。
煉焦器可於至少500℃，諸如，至少520℃之加熱器線圈出口溫度，範圍從約20psig至約35psig之壓力操作。焦炭桶蒸氣出口溫度可控制於至少450℃，至少460℃，至少470℃，或至少480℃。焦化周期後乾燥時間於各不同 實施例可為至少2小時，至少4小時，至少6小時，或至少8小時。例如，焦炭桶蒸氣出口溫度可控制於至少470℃或480℃且乾燥時間係至少5小時且較佳係至少8小時，或於至少450℃或至少460℃之溫度且乾燥時間係至少6小時或至少7小時，其中，乾燥係藉由使一經超加熱之蒸氣流通過填充焦炭桶而進行。
餾出物烴可自煉焦器系統36經由流動管線40回收，且於一分餾系統38中分餾回收三或更多種烴分餾物，諸如，一輕餾出物分餾物21、一重煉焦器氣油分餾物23，及一煉焦器再循環分餾物25。於某些實施例，重煉焦器氣油分餾物23具有少於10,000，諸如，少於約6000或少於約4000之以超紫外線吸收分光光度法為基準之多環指數。
於某些實施例，經混合之重烴分餾物35可與煉焦器再循環分餾物25混合形成一煉焦器供料混合物39。因為形成焦炭之性質會受供料品質影響，所欲地係限制煉焦器供料混合物中之煉焦器再循環分餾物的量。於某些實施例，煉焦器再循環分餾物構成煉焦器供料混合物之少於30重量%，諸如，煉焦器供料混合物之從約15重量%至約25重量%。
重煉焦器氣油分餾物23及氫29可於一氫轉化反應器系統94(其可含有一或多個固定床氫轉化反應器)中與一氫轉化催化劑接觸，以吏至少一部份之重煉焦器氣油分餾物23轉化成餾出物燃料範圍之烴。一流出物96可自氫轉化反應器系統94回收，且於一分餾系統中分餾形成二或更 多種烴分餾物。例如，流出物96可被分離成一含有輕烴氣之廢氣99、一輕石腦油分餾物100、一重石腦油分餾物102、一煤油分餾物104、一柴油分餾物106、一輕減壓氣油分餾物108、一重氣油分餾物110，及一減壓殘油分餾物112。此等分餾物之一或多者可選擇性地再循環至氫轉化反應器系統13、分餾系統38、反應器系統94，或煉焦器系統36。
依據此處方法製造之陽極級生焦炭可具有下列性質：少於約175ppm之鎳；少於約250ppm之釩；少於約35,000ppmw之硫；少於約100之哈氏可磨性指數(Hardgrove Grindability Index，HGI)，及少於約12重量%之揮發性可燃物料。為製造依據此處實施例之陽極級生焦炭，其相較於一般或"燃料級"石油焦炭具有更高商業價值，起始氫轉化單元及延遲焦化單元需於一藉由特別減壓殘油原料之性質指示之特定裂解範圍操作。為製造陽極級焦炭，沸騰床單元需於適當裂解度操作，以製造一適於在一延遲焦化單元中轉化製造一具有用於製造陽極級焦炭之正確規格的生焦炭之未經轉化的減壓殘油。延遲焦化裂解度需被控制以便達成用於陽極級焦炭所需之規格。沸騰床加氫裂解單元及延遲焦化單元二者中之正確操作裂解度的組合並不是顯而易知亦非不重要。
於某些實施例，煉焦器系統36可於少於約1.25/1，諸如，少於約1.20/1或少於約1.15/1之煉焦器生產量比率(Coker Throughput Ratio)操作，其係以液體體積為基準，以新的煉焦器供料速率加上煉焦器液體再循環速率之總和除 以新的煉焦器供料速率而定義。
現參考圖2，係例示依據此處實施例之用於使殘油烴升級及製造陽極級生焦炭之方法的簡化方法流程圖。一殘油烴分餾物(殘油)10及氫12可供應至一沸騰床反應器系統14，其可包含一或多個呈串聯或並聯之沸騰床反應器，於其中，烴及氫係與一氫轉化催化劑接觸，以使至少一部份之殘油與氫反應形成較輕之烴，使殘油中所含之金屬脫金屬，移除康拉遜碳殘油，或使殘油轉化成有用產物。
沸騰床反應器系統14中之反應器可於從約380℃至約450℃之範圍的溫度，從約70bara至約170bara之範圍的氫分壓，及從約0.2h-1至約2.0h-1之液體小時空間速率(LHSV)操作。於此等沸騰床反應器內，催化劑可藉由使液體產物再循環而以隨機運動返回混合及維持。此可藉由先使經再循環的油與氣體產物分離而完成。然後，此油可藉由一外部泵再循環，或如所例示般，藉由一置於反應器底蓋內之具有一葉輪的泵再循環。
沸騰床反應器系統14中之目標轉化可為從約30重量%至約75重量%之範圍，諸如，大於約50%，大於約70%，或大於約85%，其中，轉化可依操作條件及欲被處理之原料的性質而定。無論如何，目標轉化需維持於低於沉渣形成變過量之程度，且藉此避免連續操作。除將殘油烴轉化成較輕之烴外，硫移除可於從約40重量%至約65重量%之範圍，金屬移除可為從約40重量%至65重量%之範圍，且康拉遜碳殘油(CCR)移除可於從約30重量%至約60重量%之範 圍。
反應器裂解度可定義為裝載於一或多個沸騰床加氫裂解反應器中之催化劑的催化劑平均溫度(華氏度數)乘以沸騰床加氫裂解反應器之平均氫分壓(絕對巴)及除以沸騰床加氫裂解反應器之LHSV。沸騰床反應器系統14之反應器裂解度可於從約105,000℉-Bara-Hr至約446,000℉-Bara-Hr之範圍。
於沸騰床反應器系統14中轉化後，經部份轉化之烴可以一經混合之蒸氣/液體流出物經由流動管線16回收，且供應至一分餾系統18以回收一或多種烴分餾物。如所例示，分餾系統18可用以回收一含有輕烴氣及硫化氫(H2S)之廢氣20、一輕石腦油分餾物22、一重石腦油分餾物24、一煤油分餾物26、一柴油分餾物28、一輕減壓氣油分餾物30、一重氣油分餾物32，及一減壓殘油分餾物34。於某些實施例，一部份之減壓殘油分餾物34可，諸如，經由流動管線37再循環，以於沸騰床氫轉化反應器系統14中進一步處理。
分餾系統18(未詳細例示)可包含，例如，一高壓高溫(HP/HT)分離器，其係於使流出物蒸氣與流出物液體分離。經分離之蒸氣可路經氣體冷卻、純化，及再循環氣體壓縮，或可單獨或與外部餾出物及/或加氫裂解方法產生之餾出物組合地先經由一整合加氫處理反應器系統(IHRS)處理，此系統可包含一或多個另外之氫轉化反應器，其後路經氣體冷卻、純化，及壓縮。
來自HP/HT分離器之經分離的液體可與自氣體冷卻及純化區段回收之其它餾出物產物一起閃蒸或送至一大氣蒸餾系統。然後，大氣塔底部物，諸如，具有至少約340℃之起始沸點(諸如，從約340℃至約427℃之範圍的起始沸點)的烴，可經由一減壓蒸餾系統進一步處理回收減壓餾出物。
然後，減壓塔底部物產物，諸如，具有至少約480℃之起始沸點(諸如，從約480℃至約565℃之範圍的起始沸點)之烴，可選擇性地與一部份之重減壓氣油分餾物32以一經混合之煉焦器原料35送至一焦化系統36製造陽極級生焦炭。
煉焦器原料35可被引至一煉焦器分餾器38之底部物部份，其係於其中與自煉焦器蒸氣流40冷凝之烴組合。然後，形成之混合物42被泵取經過一煉焦器加熱器44，於其中加達至所欲焦化溫度，諸如，850℉與1100℉之間，造成煉焦器原料部份蒸發及溫和裂解。經加熱之煉焦器原料46的溫度可藉由使用一溫度感應器48測量及控制，其將一信號送至一控制閥50以調節供應至加熱器44之燃料52的量。若要的話，水蒸氣或鍋爐供應水54可注射至加熱器內降低管線56中之焦炭形成。
經加熱之煉焦器原料46可自煉焦器加熱器44以一蒸氣-液體之混合物回收，供應至焦化桶58。二或更多個桶58可串聯使用於操作周期(焦炭製造、焦炭回收(除焦)、準備用於下一焦炭生產周期，重複)期間提供連續操作。足 夠滯留時間於焦化桶58提供，以使熱裂解及焦化反應進行至完全。以此方式，蒸氣-液體之混合物於焦化桶58中熱裂解製造較輕之烴，其蒸發且經由流動管線60離開焦炭桶。石油焦炭及一些殘餘物(例如，經裂解之烴)留在焦化桶58中。當焦化桶58實質上填滿焦炭時，焦化周期結束。然後，經加熱之煉焦器原料46從第一焦化桶58切換至一呈平行的焦化桶起始其焦化周期。同時，除焦周期於第一焦化桶中開始。
於除焦周期，焦化桶之內容物被冷卻，留著的揮發性烴被移除，焦炭被鑽除或自焦化桶移除，且焦化桶被準備用於下一焦化周期。焦炭冷卻一般係於三個個別階段發生。於第一階段，焦炭被冷卻且藉由水蒸氣或其它汽提介質62汽提，使夾帶或以其它方式留於焦炭內之可回收之經的移除達經濟上最大化。於第二階段之冷卻，注射水或其它冷卻介質64降低焦化桶溫度，同時避免對焦化桶熱衝擊。來自此冷卻介質之經蒸發的水進一步促進另外可蒸發之烴的移除。於最後冷卻階段，焦化桶係藉由水或其它驟冷介質66驟冷，以使焦化桶溫度快速降低至有利於安全焦炭移除之條件。驟冷完全後，焦化桶58之底蓋及頂蓋68，70被移除。然後，陽極級生焦炭72自焦化桶移除。焦炭移除後，焦化桶之蓋68，70被替換，焦化桶58被預熱，且以其它方式準備用於下一焦化周期。
然後，以塔頂物分餾物60自焦化桶58回收之較輕烴蒸氣係以煉焦器蒸氣流40轉移至煉焦器分餾器38，於其 中被分成二或更多種烴分餾物且被回收。例如，一重煉焦器氣油(HCGO)分餾物74及一輕煉焦器氣油(LCGO)分餾物76可於所欲沸點溫度範圍自分餾器排放。HCGO可包含，例如，於650-870℉之範圍沸騰的烴。LCGO可包含，例如，於400-650℉之範圍沸騰之烴。於某些實施例，其它烴分餾物亦可自煉焦器分餾器38回收，諸如，以一可包含比HCGO更重之烴的驟冷油分餾物78，及/或一清洗油分餾物80。分餾器塔頂流，煉焦器濕氣體分餾物82，行至一分離器84，於其中分離成一乾燥氣體分餾物86、一水/含水分餾物88，及一石腦油分餾物90。一部份之石腦油分餾物90可以一迴流92回到分餾器。路其它分餾方案亦可被使用，且會造成輕石油氣體分餾物、煉焦器石腦油分餾物、煉焦器柴油分餾物，及/或其它所欲之烴分餾物。
整個焦炭形成階段及乾燥階段焦化桶58內之材料的溫度可用以控制焦炭結晶結構之型式及焦炭中揮發性可燃材料之溫度。因此，經由流動管線60離開焦炭桶之蒸氣的溫度係用以表示焦化方法期間於焦化桶58內之材料的溫度之一重要控制參數，且可如此處所述般控制。
焦化桶塔頂蒸氣分餾物60之溫度可用以監測及控制焦化方法及焦炭產物品質(VCM含量、結晶結構等)。於某些實施例，自焦化桶回收之蒸氣產物的溫度可藉由，例如，一數位控制系統(DCS)或其它處理控制系統控制於從約700℉至約900℉之範圍內；於其內實施例係從約725℉至約875℉之範圍內；於其它實施例係從約750℉至約850℉之 範圍內；且於其它實施例係從約775℉至約800℉之範圍內。於某些實施例，煉焦器加熱器出口溫度可於從約900℉至約1100℉之範圍。如下所述，DCS亦可用以控制除焦周期。
各種化學劑及/或生物劑可添加至焦化方法，以抑制丸粒狀焦炭形成及/或促進所欲海棉狀焦炭形成。於特別實施例，可添加抗發泡劑，諸如，以矽為主之添加劑。化學劑及/或生物劑可於此方法之任何時間點添加。
於煉焦器系統36及分餾系統38中轉化及分餾後，重煉焦器氣油分餾物74可供應至一氫轉化反應器系統94，其可含有一或多個固定床氫轉化反應器。固定床氫轉化反應器94可含有加氫處理催化劑，其係用以修整一或多種諸如加氫裂解、加氫脫硫、加氫脫氮、烯烴飽和、加氫脫氧，及加氫脫芳香族化合物之氫轉化反應。於某些實施例，固定床氫轉化反應器94可含有加氫處理催化劑及加氫裂解催化劑之混合物。可被使用之催化劑的例子不受限制可於US 4,990,243；US 5,215,955；及US 5,177,047中發現，此等案在此皆被完整併入以供參考之用。於某些實施例，固定床氫轉化反應器94可未提供任何脫金屬化，且脫金屬化催化劑可能不需要。
反應後，自氫轉化反應器系統94回收之流出物96可被送至一分餾系統98，以使流出物分成二或更多種烴分餾物。例如，流出物96可被分成一含有輕烴氣之廢氣99、一輕石腦油分餾物100、一重石腦油分餾物102、一煤油分餾物104、一柴油分餾物106、一輕減壓氣油分餾物108、一 重氣油分餾物110，及一減壓殘油分餾物112。此等分餾物之一或多種可選擇性地再循環至氫轉化反應器系統14、分餾系統38、反應器系統94，或煉焦器系統36。
圖3例示如上所述之IHRS的一實施例；但是，其它實施例可由熟習此項技藝者以下列說明為基礎想到。經由流動管線16自沸騰床反應器系統14回收之經部份轉化的烴可於一熱交換器(未示出)中冷卻，且供應至一HP/HT V/L分離器120，於其中，一含有在低於約1000℉正常沸點沸騰之輕產物及餾出物之蒸氣流122及一含有未經轉化之殘油的液體流124可被分離，且於下游設備中個別處理。蒸氣流122可供應至一固定床加氫處理反應器126以實行加氫處理、加氫裂解，或此等之組合。如有關於圖2所述般，來自IHRS固定床反應器系統126之一流出物流128供應至分餾系統18之大氣塔18A以回收各種分餾物。液體流124可於一熱交換器(未示出)中冷卻，且於一壓力下降系統(未示出)中減壓，其後供應至分餾系統18之一減壓分餾系統18B以回收各種分餾物，如有關於圖2所述般。
用於依據此處揭露實施例之氫轉化方法之氫轉化催化劑組成物係熟習此項技藝者所熟知，且數種係可購自W.R.Grace & Co.,Criterion Catalyst s & Technologies及Albemarle等。適合之氫轉化催化劑可包含一或多種選自元素周期表第4-12族之元素。於某些實施例，依據此處揭露之實施例的氫轉化催化劑可包含鎳、鈷、鎢、鉬，及此等之組合的一或多種，由此等所組成，或基本上由此等所組 成，其係未經支撐或支撐於一諸如氧化矽、氧化鋁、氧化鈦，或此等之組合的多孔性基材上。如由一製造者所供應或由一再生方法所形成，氫轉化催化劑可呈，例如，金屬氧化物之型式。於某些實施例，氫轉化催化劑於引至加氫裂解反應器前可預先硫化及/或預先調節。
可使用之餾出物加氫處理催化劑包含選自已知用以提供催化氫化活性之元素的催化劑。選自第8-10族元素及/或第6族元素之至少一金屬組份一般係被選擇。第6族元素可包含鉻、鉬，及鎢。第8-10族元素可包含鐵、鈷、鎳、釕、銠、鈀、鋨、銥，及鉑。催化劑中之氫化組份的量適合地範圍係從約0.5重量%至約10重量%之第8-10族金屬組份，及從約5重量%至約25重量%之第6族金屬組份，其係以每100重量份總催化劑的金屬氧化物計算，其中，重量百分率係以硫化前之催化劑的重量為基準。催化劑中之氫化組份可呈氧化物及/或硫化物型式。至少一第6族及一第8族金屬組份的組合係以(混合)氧化物存在，其於加氫裂解中適當使用前接受硫化處理。於某些實施例，催化劑包含鎳及/或鈷之一或多種組份，及鉬及/或鎢之一或多種組份，或鉑及或鈀之一或多種組份。含鎳及鉬、鎳及鎢、鉑及/或鈀之催化劑係有用。
可用之殘油加氫處理催化劑包含一般由選自第6族元素(諸如，鉬及/或鎢)及第8-10族元素(諸如，鈷及/或鎳)，或此等之混合物的一氫化組份所組成之催化劑，其可支撐於一氧化鋁撐體上。磷(第15族)氧化物係選擇性存在作為一 活性成份。一典型催化劑可含有從3至35重量%之氫化組份，且具有氧化鋁結合劑。催化劑丸粒尺寸範圍可為從1/32英吋至1/8英吋，且可有球形、擠塑、三葉，或四葉之形狀。於某些實施例，通過催化劑區之供料先接觸一預先選擇用於移除金屬之催化劑，即使一些硫、氮及芳香族化合物之移除亦會發生。其後之催化劑層可用於移除硫及氮，即使此等亦被預期催化金屬之移除及/或裂解反應。用於脫金屬之催化劑層存在時可包含具有範圍從125至225埃之平均孔洞尺寸及範圍從0.5-1.1公分3/克之孔洞體積的催化劑。用於脫氮/脫流之催化劑層可包含具有範圍從100至190埃之平均孔洞尺寸及0.5-1.1公分3/克之孔洞體積的催化劑。美國專利第4,990,243號案描述一具有至少約60埃且較佳係從約75埃至約120埃之孔洞尺寸的加氫處理催化劑。可用於本發明之脫金屬催化劑係描述於，例如，美國專利第4,976,848號案，此案之全部揭露內容在此被併入以供所有目的參考之用。相同地，可用於重流體脫硫之催化劑係描述於，例如，美國專利第5,215,955及5,177,047號案，此等案之整個揭露內容在此被併入以供所有目的參考之用。可用於中間餾出物、減壓氣油流及石腦油流之脫硫的催化劑係描述於，例如，美國專利第4,990,243號案，此案之整個揭露內容在此被併入以供所有目的參考之用。
有用之殘油加氫處理催化劑包含具有由氧化鋁、氧化矽、磷，或此等之各種組合所組成多孔性耐火基材之催化劑。一或多種之催化劑可作為殘油加氫處理催化劑， 且若二或更多種催化劑被使用，此等催化劑可以層狀物存在於反應器區內。用於下層之催化劑可具有良好之脫金屬活性。此等催化劑亦可具有氫化及脫硫活性，且其可有利地使用大孔洞尺寸之催化劑，以使金屬之移除達最大。具有此等特徵之催化劑對於康拉遜碳殘油及硫之移除並非最佳。一下層或多個下層中之催化劑的平均孔洞尺寸通常會係至少60埃，且於許多情況會更大。催化劑可含有諸如鎳、鉬或鈷之一金屬或金屬組合物。可用於一下層或多個下層之催化劑係描述於美國專利第5,071,805、5,215,955，及5,472,928號案。例如，於美國專利第5,472,928號案中所述且具有至少20%之範圍130至170埃的孔洞(以氮方法為基準)之催化劑可用於下催化劑層。存在於催化劑區之一上層或多個上層的催化劑需具有比存在於一下層或多個下層的催化劑更大之氫化活性。因此，可用於一上層或多個上層之催化劑特徵在於較大孔洞尺寸及較大康拉遜碳殘油移除、脫氮及脫硫活性。典型上，此等催化劑會含有諸如鎳、鎢及鉬之金屬，以增強氫化活性。例如，於美國專利第5,472,928號案中所述且具有至少30%之範圍95至135埃的孔洞(以氮方法為基準)之催化劑可用於上催化劑層。催化劑可為成形催化劑或球形催化劑。此外，較不易碎之催化劑可用於上升流固定催化劑區，以使催化劑顆粒之破裂及顆粒夾帶於自反應器回收之產物中達最小。
熟習此項技藝者會瞭解各種不同催化劑層可並非僅由單一催化劑所組成，而可由不同催化劑之混合物組 成，以達此層之金屬或康拉遜碳殘油移除及脫硫的最佳量。雖然某些氫化會發生於此區之下部份，但康拉遜碳殘油、氮，及硫之移除會主要發生於一上層或多個上層。明顯地，另外金屬移除亦會發生。對於每一層所選擇之特定催化劑或催化劑混合物、此區中之層的數量、每一層之床的體積比例，及選擇之特定加氫處理條件會依欲由此單元處理之原料、欲被回收之所欲產物，及諸如催化劑成本之商業考量而定。所有此等參數係於從事石油精煉產業者之技藝內，且無需於此進一步闡述。
雖然於上以有關於個別分餾系統18，38，98作描述，此處揭露之實施例亦注視到於一共同分餾系統中之分餾流出物16，35，40，96之二或更多者。例如，於如上所述之在一大氣塔及一減壓塔中進一步處理前，流出物16，96可被供應至一共同氣體冷卻、純化，及壓縮迴路。
如上所述，此處實施例係有關於一種用於使殘油烴原料升級之系統。此系統可包含：一殘油氫轉化反應器系統，其係用於使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑接觸；一分餾系統，其係用於使一自殘油氫轉化反應器系統回收之流出物分離成二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；一混合裝置，其係用於使至少一部份之重減壓氣油分餾物及至少一部份之減壓殘油分餾物組合形成一經混合之重烴分餾物；一煉焦器，其係用於轉化經混合之重烴分餾物，以製造陽極級生焦炭及餾出物烴；及一分餾系統，其係用於使自煉焦器回收之 餾出物烴分餾成三或更多種烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。
此處揭露之系統亦可包含一混合裝置，其係用於使經混合之重烴分餾物與煉焦器再循環分餾物摻合(admixing)形成一煉焦器供料混合物。可於此處使用之混合裝置可包含T型器、混合T型器、泵、攪拌溶器，或此項技藝已知用以使二(可能係黏性)液體流組合及緻密混合之其它裝置。
此處揭露之系統亦可包含一流量測量及控制系統，其係用於使煉焦器再循環分餾物控制於少於煉焦器供料混合物之30重量%，諸如，於從煉焦器供料混合物之約15重量%至約25重量%的範圍。
此系統亦可包含：一氫轉化反應器，其係用於使重煉焦器氣油分餾物及氫與一氫轉化催化劑接觸，使至少一部份之重煉焦器氣油分餾物轉化成餾出物燃料範圍之烴；及一分離系統，其係用於使一來自氫轉化反應器之流出物分餾形成二或更多種烴分餾物。
此處之系統亦可包含一操作系統，其係建構成控制殘油氫轉化反應器系統，以製造具有少於約70ppmw之鎳含量，少於約70ppmw之釩含量、少於0.7至1且較佳係少於0.5/1且更佳係少於0.3/1之瀝青烯/康拉遜碳殘油(CCR)比率，及少於約24,000ppmw之總硫含量之經混合的重烴分餾物。此操作系統亦可被建構成用於下述之一或多者：使殘油氫 轉化反應器系統中之轉化率於至少50%，且更佳係至少70%，且更佳係至少85%；使氫轉化反應器系統於約從約1000psig至約4000psig之範圍的壓力，從約0.1L/h/L至約4.0L/h/L之範圍的LHSV，從約400℃至約500℃之範圍的反應器溫度，約2000-6000SCF/Bbl間之氫/減壓殘油原料比率，從約0.1至約0.6lb/Bbl減壓殘油原料之範圍的新催化劑補充率操作；使煉焦器於至少500℃或至少520℃之加熱器線圈出口溫度，約20-35psig間之壓力，及至少2小時或至少4小時或至少6小時或至少8小時之焦化周期後乾燥時間操作；藉由使一經超加熱之蒸氣流通過經填充之焦炭桶，使該焦化單元中之焦炭桶蒸氣出口溫度操作於至少470℃或至少480℃持續至少5小時且較佳係至少8小時之乾燥時間，或至少450℃或至少460℃持續至少6小時或至少7小時之乾燥時間；使煉焦器生產量比率(其係定義為以液體體積為基準，新的煉焦器供料速率加上煉焦器液體再循環速率之總和除以新的煉焦器供料速率)控制為少於約1.25/1，且較佳係少於1.20/1，且更佳係少於約1.15/1。
如上所述，此處之實施例係有關於使重烴原料轉化製造餾出物範圍之烴及陽極級生焦炭。作為上述系統及方法之一範例，自原油分餾衍生之大氣及/或減壓殘油被加熱，與含豐富氫之處理氣體混合且加注至加氫裂解階段，其係由單一個所組成或可使用複數個呈並聯及/或串聯配置之反應器。此處，典型上定義為具有高於524℃(975℉)且較佳係高於566℃(1050℉)之沸點的殘油分餾物係於70至 170bara(1000-2400psia)之氫分壓下，於380至450℃之溫度，於0.2至2.0h-1之LHSV，於催化劑存在中加氫裂解。
於沸騰床內，催化劑係藉由液體產物再循環而反混合且維持於隨機運動。此係藉由先使經再循環之油與氣體混合物分離而完成。然後，油係藉由一外部泵或葉輪係置於反應器底蓋之泵再循環。
加氫裂解階段之目標殘油轉化可為50至88重量%之範圍，其係依欲被處理之原料而定。預期金屬移除會於80至90%之範圍，硫移除會於從80至90%之範圍，且康拉遜碳殘油(CCR)移除係於45至65%之範圍。
來自加氫裂解反應器之液體及蒸氣流出物進入高壓高溫分離器(即，HP/HT分離器)。經分離之蒸氣係直接送經一共同氣體冷卻、純化及再循環氣體壓縮系統，或先單獨或與外部餾出物及/或於加氫裂解方法產生之餾出物組合經由一整合加氫處理反應器系統處理，其後，路經一共同氣體冷卻、純化及壓縮系統。
然後，來自HP/HT分離器之經分離的液體被閃蒸及與自氣體冷卻及純化區段回收之其它餾出物產物一起送至大氣蒸餾系統。大氣塔底部物(即，一般係360℃至427℃+沸騰之分餾物)係經由一減壓蒸餾系統進一步處理回收減壓餾出物。於此情況，然後，減壓塔底部物產物(即，一般係482℃至565℃+沸騰之分餾物)於熱時或於冷卻後諸如，經由直接熱交換或藉由使一部份之殘油供料直接注射至減壓塔底部物產物內)送至一延遲焦化單元。後者之路徑可藉 此除去使減壓塔底部物產物直接熱交換(此已知係會結垢)之必要。
於延遲焦化單元，未經轉化之油及重減壓氣油一般係流經預熱交換器至於水平控制下之主要分餾器的底部。於其中，供料與自焦炭桶流出物冷凝之內部再循環液體(量係控制於新供料之15%至25%的範圍內)混合。此經混合之供料及再循環係自分餾器底部泵取經過焦化加熱器，於其中，每一通過係經流量控制。一經控制量之高壓流體注射至每一加熱器通過，以確保令人滿意之速率，以便使加熱器管內之焦化達最小。焦化加熱器之主要功能係使供料快速加熱至所需之焦化溫度以起始裂解反應且於加熱器管內無過早之焦炭形成。
來自焦化加熱器之流出物流經一開關閥，進入二焦炭桶之一者的底部內，於其中，進一步裂解，然後，發生聚合反應形成焦炭。每一桶被設計成以於焦化周期期間製造之焦炭填充至一安全操作水平。抗發泡劑係於填充周期之後部份期間注射至焦炭桶內，以使發泡體殘留物、焦炭細料及瀝青進入分餾器內達最小。焦炭桶係以周期性操作，以維持操作連續性，且24小時之最小周期時間被用於此應用。每一焦炭桶之操作係錯開。每一對桶之一者係總是在伺服中接收焦化加熱器流出物。
來自焦炭桶之蒸氣係藉由重氣油驟冷停止裂解及聚合反應，藉此，使從焦炭桶至分餾器之塔頂管線內之焦炭形成達最小。分餾器係藉由重氣油抽出塔盤分成二區 段。上區段係由閥板所組成；下區段含有由一二層式分餾器噴洅腔室所組成之特殊內部件。焦炭桶蒸氣於噴灑頭下進入分餾器。蒸氣向上流經一經特別設計之塔底部區段，於其中，與向下流之迴流液體滴液接觸且使蒸氣去超加熱。因而冷凝之內部再循環流係於此塔底部收集，於其中，與新的供料注料混合。離開此塔之下區段的蒸氣經由重氣油抽出塔盤之冒口流至上區段。此蒸氣係由輕烴、石腦油、煤油、輕及重氣油、經蒸氣化之迴流，及水蒸氣所組成。此混合物於此塔之上區段分餾。
此周期之乾燥部份提供均勻熱分佈且產生一更均勻焦炭結構及密度，且使焦炭桶內部於反應前面未反應之焦油完全焦化反應。焦炭床之乾燥增加焦炭之機械強度，因此，增加焦炭硬度(改良HGI)及降低冒蒸氣至主要塔或至排放系統前之生焦炭的揮發性可燃物料(VCM)。
於一空的焦炭桶被填充至適當水平後，來自焦化加熱器之流出物藉由開關閥轉換至另一經預熱的空焦炭桶。然後，滿的桶之內容物使用諸如煉焦器氣油蒸氣、煉焦器石腦油、水蒸氣，及任何其它適合之經超加熱的非焦化烴蒸氣之經超加熱的蒸氣"乾燥"約5至8小時。乾燥後，以生陽極焦炭填充之焦炭桶起始係蒸至主要塔，然後，至排放系統，其後係冷卻/驟冷操作。然後，焦炭桶係被液壓除焦。
經超加熱之乾燥介質可由經超加熱之水蒸氣，或自煉焦器C5+液體或可被蒸發及超加熱且無焦化危險之任何其它烴流之非焦化部份產生之經超加熱的蒸氣所組成。 乾燥介質需通過供料入口管線，但經由一非殘油供料管線之個別管線，引至焦炭桶內。超加熱蒸氣之溫度於焦炭桶之入口係控制於約5IOC。乾燥周期持續至一於470至480C間之焦炭桶塔頂溫度被達成且於4至8小時燥時間後被維持，且更佳係於450至460C持續4-5小時。與增加生產量比率之模式(例如，高煉焦器液體再循環速率)相比，使用非焦化介質能使熱分佈且未增加焦炭產生及液體產率損失。
如上所述，此處之實施例提供用於使重烴原料轉化產生餾出物範圍之烴及陽極級生焦炭之系統及方法。更特別地，此處揭露之方法提供用於使用沸騰床或漿料加氫裂解、延遲焦化，及固定床催化VGO升級技術使減壓殘油原料升級成餾出物燃料產物之方法，使煉焦器餾出物產率達最大，於未求助於使用極高煉焦器液體再循環速率而共同製造高品質之陽極級焦炭，及共同製造用於下游催化VGO升級，諸如經由固定床加氫裂解或流體床催化裂解，成餾出物燃料之高品質重煉焦器氣油供料。
此處揭露之方法具有數個優點。例如，與現今技藝狀況之流程相比，此處揭露之方法可包含下列優點之一或多者，包含：於焦化單元及加氫裂解單元之較高總餾出物產率；同時共同產生高級陽極焦炭；無需高煉焦器液體再循環速率而達成陽極焦炭品質；及產生高品質煉焦器氣油。餾出物產生優點，其係自於用以轉化殘油原料之氫轉化反應器系統中之較高轉化，及於使餾出物產率達最大之條件下藉由使用相對較低煉焦器液體再循環速率操作煉焦 器製造陽極級焦炭所造成。此處之實施例可有利地不使用輕溶劑稀釋至焦化單元之供料中的瀝青烯。再者，此處之方法可於HCGO分餾物中產生不可預期低的多核芳香族化合物含量，此能於固定床加氫裂解器，而非流體催化裂解器，中有效且具經濟性地有利升級。
再者，延遲焦化單元之沸騰床上游可藉由降低欲被處理之所需減壓殘油的量，使延遲焦化單元有效地去瓶頸，同時製造一更高價值之焦炭產物。無此組合，會增量式製造低價值焦炭，此會不利地衝擊精煉經濟。
範例
依據本揭露內容之一或多個實施例，係使用來自，諸如於，一沸騰床加氫裂解器中原始減壓殘油原料之加氫裂解的經加氫處理之減壓殘油分餾物，其具有關於其於一延遲焦化單元中同時製造陽極級焦炭及高餾出物產率之能力的初始及經熱裂解之殘油所沒有的獨特性質。該延遲焦化單元會於經濟上所欲之反應條件操作製造陽極級焦炭。下列實驗例係例示使一原始減壓殘油及本發有之原料供應至一延遲焦化單元之比較性能。
I.原料組成物
一精煉器處理如下之表I-1中所示之石油原油混合物。此原油係於一大氣塔中分餾製造原始餾出物及一大氣原始殘油分餾物。大氣原始殘油係於一減壓塔中分餾製造減壓氣油餾出物及一原始減壓殘油。
原始減壓殘油之性質係顯示於下之表I-2的第一欄中。
II.原料
原始減壓殘油分餾物於2200psig、1.2 LHSV、440℃反應器溫度及6000scf/bbl H2處理速率，於一以鎳為主之氫轉化催化劑接受沸騰床加氫裂解。經回收之液體產 物接受大氣分餾及減壓分餾，其中，一經加氫處理之減壓殘油(HVR)及一經加氫處理之減壓氣油(HVGO)被回收。900-1050℉經加氫處理之VGO係與1050℉+經加氫處理之壓殘油以0.8/1重量比率摻合。該摻合物係供應至煉焦器之重烴供料(流體35，圖1)之混合物。該流體之性質係顯示於表I-2之第二欄中。
III.原始減壓殘油之焦化
原始減壓殘油分餾物於860℉平均焦炭床溫度、35psig焦炭桶壓力，及1.25之再循環速率(係以新的煉焦器供料及煉焦器液體再循環速率之總和對新的煉焦器供料者之重量比率定義)接受延遲焦化。如下之表III-1所示，焦炭產物無法符合陽極級焦炭規格。
IV.經加氫處理之VGO/VR混合物之焦化：焦炭桶壓力之作用
進行一系列實驗顯示於1.25煉焦器液體再循環速率及862-869℉平均焦炭床溫度時焦炭桶壓力對焦炭品質及C5+液體產率之作用。於二測試中，符合陽極焦炭級規格。如表IV-1中所示，藉由使焦炭桶壓力從35減至20psig， 總C5+液體產率增加約5-6百分點，且伴隨焦炭產率減少。
V.經加氫處理之VGO/VR混合物之焦化：液體再循環速率之作用
進行一系列實驗顯示於20psig焦炭桶壓力及862-869℉平均焦炭床溫度時煉焦器液體再循環速率對焦炭品質及C5+液體產率之作用。於二測試中，符合陽極焦炭級規格。如下之表V-1中所示，藉由使煉焦器液體再循環速率從1.35減至1.25，總C5+液體產率增加約4個百分點，且伴隨焦炭產率減少。
雖然揭露內容包含有限數量之實施例，但具有此揭露內容益處之熟習此項藝者會瞭解不偏離本揭露內容範圍之其它實施例可被想出。因此，範圍應僅受限於所附申請專利範圍。
10‧‧‧殘油烴分餾物
12‧‧‧氫
13‧‧‧氫轉化反應器系統
15‧‧‧流動管線
18‧‧‧分餾系統
20‧‧‧廢氣
21‧‧‧輕餾出物分餾物
22‧‧‧輕石腦油分餾物
23‧‧‧重煉焦器氣油分餾物
24‧‧‧重石腦油分餾物
25‧‧‧煉焦器再循環分餾物
26‧‧‧煤油分餾物
28‧‧‧柴油分餾物
29‧‧‧氫
30‧‧‧輕減壓氣油分餾物
32‧‧‧重氣油分餾物
34‧‧‧減壓殘油分餾物
35‧‧‧經混合之重烴分餾物
36‧‧‧煉焦器系統
37‧‧‧流動管線
38‧‧‧分餾系統
39‧‧‧煉焦器供料混合物
40‧‧‧流動管線
94‧‧‧氫轉化反應器系統
96‧‧‧流出物
98‧‧‧分餾系統
99‧‧‧廢氣
100‧‧‧輕石腦油分餾物
102‧‧‧重石腦油分餾物
104‧‧‧煤油分餾物
106‧‧‧柴油分餾物
108‧‧‧輕減壓氣油分餾物
110‧‧‧重氣油分餾物
112‧‧‧減壓殘油分餾物

Claims (30)

  1. 一種用於使殘油烴原料升級之方法，包含：使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑於一殘油氫轉化反應器系統中接觸；回收一來自該殘油氫轉化反應器系統之流出物；使來自該殘油氫轉化反應器系統之該流出物分離以回收二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；使至少一部份之該重減壓氣油分餾物與至少一部份之該減壓殘油分餾物組合形成一經混合之重烴分餾物；使至少一部份之該經混合之重烴分餾物供料至一煉焦器；於製造陽極級生焦炭及餾出物烴之條件操作該煉焦器；回收來自該煉焦器之該餾出物烴；分餾自該煉焦器回收之該餾出物烴以回收三或更多種烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。
  2. 如請求項1之方法，進一步包含使該經混合之重烴分餾物與該煉焦器再循環分餾物摻合(admixing)以形成一煉焦器供料混合物。
  3. 如請求項2之方法，其中，該煉焦器再循環分餾物係該煉焦器供料混合物之少於30重量%。
  4. 如請求項2之方法，其中，該煉焦器再循環分餾物係該煉焦器供料混合物之從約15重量%至約25重量%。
  5. 如請求項1之方法，進一步包含：使該重煉焦器氣油分餾物及氫與一氫轉化催化劑於一氫轉化反應器中接觸，使至少一部份之該重煉焦器氣油分餾物轉化成餾出物燃料範圍之烴；回收一來自該氫轉化反應器之流出物；及分餾該流出物形成二或更多種烴分餾物。
  6. 如請求項1之方法，其中，該重煉焦器氣油分餾物具有少於10,000之以超紫外線吸收分光光度法為基準之多環指數。
  7. 如請求項1之方法，其中，該殘油烴具有少於約100ppmw之鎳及少於約200ppm之釩的金屬含量，少於約2.5重量%之硫含量，及少於約12重量%之瀝青烯含量。
  8. 如請求項1之方法，其中，該經混合之重烴分餾物具有少於約70ppmw之鎳含量，少於約70ppmw之釩含量，少於0.7至1之瀝青烯/康拉遜碳殘油(CCR)比率，及少於約24,000ppmw之總硫含量。
  9. 如請求項1之方法，其中，該殘油烴包含下列之至少一者：石油大氣或減壓殘油、脫瀝青油、經脫瀝青之瀝青、經加氫裂解之大氣塔減壓塔底部物、直餾(straight run)減壓氣油、經氫化裂解之減壓氣油、經流體催化裂解(FCC)之漿料油、來自一沸騰床加氫裂解方法之減壓氣油、頁岩衍生之油、煤衍生之油、生物衍生之原油、瀝 青砂瀝青、妥爾油、黑油。
  10. 如請求項1之方法，其中，該煉焦器係一延遲煉焦器。
  11. 如請求項1之方法，其中，該殘油氫轉化反應器系統包含一沸騰床氫轉化反應器系統。
  12. 如請求項1之方法，其中，該殘油氫轉化反應器系統包含一漿料相加氫裂解方法。
  13. 如請求項1之方法，其中，該氫轉化反應器包含一固定床減壓氣油(VGO)加氫裂解反應器系統、一流體化床VGO加氫裂解反應器系統之至少一者。
  14. 如請求項1之方法，其中，於該殘油氫轉化反應器系統之轉化率係至少50%。
  15. 如請求項1之方法，其中，該殘油氫轉化反應器系統係於下述操作：從約1000psig至約4000psig之範圍的壓力；從約0.1L/h/L至約4.0L/h/L之範圍的液體小時空間速率(LHSV)；從約400℃至約500℃之範圍的反應器溫度；約2000-6000SCF/Bbl間之氫/減壓殘油原料比率；從約0.1至約0.6lb/Bbl減壓殘油原料之範圍的新催化劑補充率；且使用一包含鎳、鈷、鎢、鉬，及此等之組合的一或多者的催化劑，其係未經支撐或支撐於諸如氧化矽、氧化鋁、氧化鈦或此等之組合的一多孔性基材上。
  16. 如請求項1之方法，其中，該煉焦器係於下述操作： 至少500℃之加熱器線圈出口溫度；範圍從約20psig至約35psig之壓力；及至少2小時之焦化周期後乾燥時間。
  17. 如請求項1之方法，其中，於該焦化單元中之該焦炭桶蒸氣出口溫度係於下述操作：至少470℃持續至少5小時之乾燥時間，或至少450℃持續至少6小時之乾燥時間，其係藉由使一經超加熱之蒸氣流通過該經填充之焦炭桶。
  18. 如請求項1之方法，其中，該陽極級生焦炭具有下列性質：少於約175ppm之鎳；少於約250ppm之釩；少於約35,000ppmw之硫；少於約100之哈氏可磨性指數(Hardgrove Grindability Index)及少於約12重量%之揮發性可燃物料(Volatile Combustible Matter)。
  19. 如請求項1之方法，其中，該煉焦器係於少於約1.25/1之煉焦器生產量比率(Coker Throughput Ratio)操作，其係以液體體積為基準，以新的煉焦器供料速率加上煉焦器液體再循環速率之總和除以新的煉焦器供料速率而定義。
  20. 如請求項1之方法，其中，該減壓殘油原料係衍生自下列之一或多者：Arab Heavy、Arab Light、Banoco Arab Medium、Kuwait Export、Basrah Light、Rubble、Bahrain、Oman、Upper Zakam、REBCO、Kumkol、Azeri Light、Siberian Light、Siberian Hevy，及Tengiz之石油原油。
  21. 一種用於使殘油烴原料升級之系統，包含：一殘油氫轉化反應器系統，其係用於使一殘油烴及氫與一氫轉化催化劑接觸；一分餾系統，其係用於使來自該殘油氫轉化反應器系統之一流出物分離成二或更多種烴分餾物，其包含至少一減壓殘油分餾物及一重減壓氣油分餾物；一混合裝置，其係用於使至少一部份之該重減壓氣油分餾物與至少一部份之該減壓殘油分餾物組合以形成一經混合之重烴分餾物；一煉焦器，其係用於轉化該經混合之重烴分餾物，以製造陽極級生焦炭及餾出物烴；一分餾系統，其係用於使自該煉焦器回收之該餾出物烴分餾成三或更多種烴分餾物，其包含一輕餾出物分餾物、一重煉焦器氣油分餾物，及一煉焦器再循環分餾物。
  22. 如請求項21之系統，進一步包含一混合裝置，其係用於使該經混合之重烴分餾物與該煉焦器再循環分餾物摻合(admixing)以形成一煉焦器供料混合物。
  23. 如請求項21之系統，進一步包含一流量測量及控制系統，其係用於使該煉焦器再循環分餾物控制於少於該煉焦器供料混合物之30重量%。
  24. 如請求項21之系統，進一步包含一流量測量及控制系統，其係用於使該煉焦器再循環分餾物控制於少於該煉焦器供料混合物之從約15重量%至約25重量%。
  25. 如請求項21之系統，進一步包含： 一氫轉化反應器，其係用於使該重煉焦器氣油分餾物及氫與一氫轉化催化劑接觸，使至少一部份之該重煉焦器氣油分餾物轉化成餾出物燃料範圍之烴；及一分離系統，其係用於使一來自該氫轉化反應器之流出物分餾以形成二或更多種烴分餾物。
  26. 如請求項21之系統，進一步包含一操作系統，其係建構成控制該殘油氫轉化反應器系統，以製造具有少於約70ppmw之鎳含量，少於約70ppmw之釩含量、少於0.7至1之瀝青烯/康拉遜碳殘油(CCR)比率，及少於約24,000ppmw之總硫含量之該經混合的重烴分餾物。
  27. 如請求項21之系統，其中，該煉焦器係一延遲煉焦器。
  28. 如請求項21之系統，其中，該殘油氫轉化反應器系統包含一沸騰床氫轉化反應器系統。
  29. 如請求項21之系統，其中，該殘油氫轉化反應器系統包含一漿料相加氫裂解方法。
  30. 如請求項21之系統，其中，該氫轉化反應器包含一固定床VGO加氫裂解反應器系統、一流體化床VGO加氫裂解反應器系統。
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