用两个串联的汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备

摘要

公开了使用热汽提器和冷汽提器回收来自加氢加工单元的加氢加工流出物的方法和设备。将来自热汽提器的净顶部产物流送入冷汽提器中以进一步汽提。本发明特别适于加氢处理残油进料流。可使热汽提料流经受流化催化裂化。该设备和方法消除了对产物回收单元中的火焰加热器的需要。

权利要求

1.一种加氢加工方法，其包括：

将烃进料在加氢加工反应器中加氢加工以提供加氢加工流出物流；

将所述加氢加工流出物流分离成较冷加氢加工流出物流和较热加氢加工流出物流，其中所述分离包括将所述加氢加工流出物流在热分离器中分离以提供包含一部分所述较冷加氢加工流出物流的热分离器顶部料流和热分离器底部料流；

将为一部分所述加氢加工流出物流的所述较热加氢加工流出物流在热汽提器中汽提以提供热汽提料流；和将为一部分所述加氢加工流出物流的所述较冷加氢加工流出物流和来自所述热汽提器的料流在冷汽提器中汽提以提供冷汽提料流，其中热分离器在177℃至371℃的温度和3.4MPa至20.4MPa的压力下操作。

2.根据权利要求1的加氢加工方法，其中来自所述热汽提器的所述料流为来自所述热汽提器的至少一部分顶部产物流。

3.根据权利要求2的加氢加工方法，其进一步包括将所述热汽提器的顶部产物流分离成废气流和底部产物流，并将所述底部产物流供入所述冷汽提器中。

4.根据权利要求1的加氢加工方法，其进一步包括将所述冷汽提料流，而不是热汽提料流，在分馏塔中分馏。

5.根据权利要求1的加氢加工方法，其中烃进料为残油进料。

6.根据权利要求1的加氢加工方法，其进一步包括将所述热汽提料流供入流体催化裂化单元中。

7.一种加氢加工设备，其包含：

加氢加工反应器；

热汽提器，其与加氢加工反应器连通以将较热加氢加工流出物流用一管线提供的热汽提介质汽提；

冷汽提器，其与加氢加工反应器连通以将较冷加氢加工流出物流用另一管线提供的冷汽提介质汽提，所述冷汽提器与所述热汽提器连通，和热分离器和冷分离器与所述加氢加工反应器连通以将来自所述加氢加工反应器的加氢加工流出物流分离成所述较冷加氢加工流出物流和所述较热加氢加工流出物流；

其中所述冷汽提器与冷分离器通过管线下游连通，所述管线包含来自冷分离器底部的所述较冷加氢加工流出物流，且所述冷分离器与所述热分离器的顶部直接连通。

8.根据权利要求7的加氢加工设备，其中所述冷汽提器与所述热汽提器的顶部产物管线连通。

9.根据权利要求7的加氢加工设备，其中加氢加工反应器为加氢处理反应器。

10.根据权利要求7的加氢加工设备，其进一步包含流体催化裂化单元，所述流体催化裂化单元与所述热汽提器的底部产物管线连通。

说明书

用两个串联的汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备

[0001] 本申请要求2011年8月19日提交的美国申请No.13/213,205和No.13/213,225的优先权。发明领域

[0002] 本发明的领域是加氢加工的烃料流的回收。

[0003] 发明背景

[0004] 加氢加工可包括在加氢加工催化剂和氢气的存在下将烃转化成更有价值的产物的方法。

[0005] 加氢裂化为在氢气和加氢裂化催化剂的存在下将烃裂化成较低分子量烃的加氢加工方法。取决于所需输出，加氢裂化单元可含有一个或多个相同或不同催化剂的床。淤浆加氢裂化为用于将残油进料裂化成瓦斯油和燃料的淤浆化催化方法。

[0006] 由于环境顾虑和近期制定的规则和规章，可销售的燃料必须满足关于污染物如硫和氮的越来越低的限定。新规章要求从柴油中基本完全除去硫。例如，超低硫柴油(ULSD)要求通常为小于10wppm硫。

[0007] 加氢处理为用于从烃料流中除去杂原子如硫和氮以满足燃料规格以及使烯烃化合物饱和的加氢加工方法。加氢处理可以在高或低压下进行，但通常在比加氢裂化更低的压力下进行。可将来自常压原油塔的底部产物和/或减压原油塔的底部产物的残油进料加氢处理以使它更适于流化催化裂化或其它提升方法。柴油和石脑油通过将残油加氢处理而产生，并且必须回收以补偿价值。

[0008] 加氢加工回收单元通常包括用于将加氢加工的流出物用汽提介质如蒸汽汽提以除去不想要的硫化氢的汽提器。然后在进入产物分馏塔中以前将汽提的流出物在火焰加热器中加热至分馏温度以回收产物如石脑油、煤油和柴油。

[0009] 由于所用严苛的工艺条件如高温度和压力，加氢加工是能量消耗非常大的。随着时间过去，尽管关于改善加氢加工的能量性能已花费了许多努力，焦点是降低反应器加热器负荷。然而，需要大的加热器负荷以在进入产物分馏塔中以前将汽提的流出物加热。

[0010] 因此，仍需要从加氢加工流出物中回收燃料产物的改进方法。这类方法必须更能量有效以满足精炼厂渐增的需求。

[0011] 发明概述

[0012] 在方法实施方案中，本发明包括加氢加工方法，所述方法包括将烃进料在加氢加工反应器中加氢加工以提供加氢加工流出物流。将为一部分加氢加工流出物流的较热加氢加工流出物流在热汽提器中汽提以提供热汽提料流。最后，将为一部分加氢加工流出物流的较冷加氢加工流出物流和来自热汽提器的料流在冷汽提器中汽提以提供冷汽提料流。

[0013] 在另一方法实施方案中，本发明包括用于从较冷加氢加工流出物流和较热加氢加工流出物流中回收产物的加氢加工产物回收方法，所述方法包括将较热加氢加工流出物流在热汽提器中汽提以提供热汽提料流。将较冷加氢加工流出物流和来自热汽提器的料流在冷汽提器中汽提以提供冷汽提料流。

[0014] 在另一方法实施方案中，本发明包括加氢加工方法，所述方法包括将烃进料在加氢加工反应器中加氢处理以提供加氢加工流出物流。将为一部分加氢加工流出物流的较热加氢加工流出物流在热汽提器中汽提以提供热汽提料流。将为一部分加氢加工流出物流的较冷加氢加工流出物流和来自热汽提器的料流在冷汽提器中汽提以提供冷汽提料流。将热汽提料流流化催化裂化。最后将冷汽提料流分馏。

[0015] 在设备实施方案中，本发明包括加氢加工设备，所述设备包含加氢加工反应器。热汽提器与加氢加工反应器连通以将较热加氢加工流出物流汽提。冷汽提器与加氢加工反应器连通以将较冷加氢加工流出物流汽提。最后，冷汽提器与热汽提器连通。

[0016] 在另一设备实施方案中，本发明进一步包括用于加工冷加氢加工流出物流和热加氢加工流出物流的加氢加工产物回收设备，所述设备包含与热加氢加工流出物管线连通以将热加氢加工流出物流汽提的热汽提器。冷汽提器与冷加氢加工流出物管线连通以将冷加氢加工流出物流汽提。最后，冷汽提器与热汽提器连通。

[0017] 在另一设备实施方案中，本发明进一步包括加氢加工设备，所述设备包含加氢处理反应器。热汽提器与加氢处理反应器连通以将较热加氢加工流出物流汽提。冷汽提器与加氢处理反应器连通以将较冷加氢加工流出物流汽提且冷汽提器与热汽提器连通。流体催化裂化单元与来自热汽提器的底部产物管线连通。最后，产物分馏塔与来自冷汽提器的底部产物管线连通。

[0018] 附图简述

[0019] 该图为本发明一个实施方案的简化工艺流程图。

[0020] 定义

[0021] 术语“连通”意指材料流动在操作上容许在所列组件之间。

[0022] 术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的材料可在操作上从它连通的对象流出。

[0023] 术语“上游连通”意指至少一部分从上游连通对象流出的材料可在操作上流入它连通的对象中。

[0024] 术语“直接连通”意指来自上游组件的流进入下游组件中而不经历由于物理分馏或化学转化而导致的组成变化。

[0025] 术语“塔”意指蒸馏塔或用于分离一种或多种具有不同挥发度的组分的塔。除非另外指出，各塔包含在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部产物流回流返回至塔的顶部和在塔底部的再沸器以气化并将一部分底部料流送回塔的底部。可将塔的进料预热。顶部压力为塔的蒸气出口处顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。顶部产物管线和底部产物管线指从下游塔回流或再沸至塔中的净管线。汽提塔省去在塔底部的再沸器，而是由流化惰性介质如蒸汽提供加热需求和分离动力。

[0026] 如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指用于测定材料的沸点的试验方法，其对应于ASTM D2892，其用于生产标准质量的液化气、蒸馏馏分和残油，且基于此可获得分析数据，并测定在塔中以5:1回流比使用15个理论塔板产生温度相对于蒸馏质量％的图的以上馏分的质量和体积收率。

[0027] 如本文所用，术语“转化率”意指进料转化成在柴油沸程或以下沸腾的材料的转化率。柴油沸程的柴油分馏点使用真沸点蒸馏方法为343-399℃(650-750℉)。

[0028] 如本文所用，术语“柴油沸程”意指使用真沸点蒸馏方法沸点为132-399℃(270-750℉)的烃。

[0029] 如本文所用，术语“分离器”意指具有入口和至少一个顶部蒸气出口和底部液体出口并且还可具有来自进料斗的水流出口的容器。闪蒸罐为可与可在较高压力下操作的分离器下游连通的一类分离器。

[0030] 详述

[0031] 传统加氢加工设计的特征是接收两种进料的一个汽提器，所述两种进料为可来自冷闪蒸罐的较冷加氢加工流出物流和可来自热闪蒸罐的较热加氢加工流出物流。尽管这两种料流含有非常不同的组成，它们可追溯到从加氢加工反应器以及可能热分离器的相同位置。热分离器的顶部蒸气流可进入冷分离器中，且来自冷分离器的液体可进入冷闪蒸罐中，同时热分离器的底部液体可进入热闪蒸罐中。传统上，将热和冷闪蒸罐的液体供入单一汽提器中。汽提器底部产物流可变成产物分馏塔的进料。该单汽提器设计的无效来源于相同汽提器中热闪蒸罐和冷闪蒸罐的液体的混合，其部分取消先前在热分离器中实现的分离，因此需要在通向产物分馏塔的火焰加热器中双倍加热。

[0032] 申请人建议使用两个汽提器，即用于热加氢加工的流出物流的热汽提器，所述流出物流可以为来自热闪蒸罐的液体，和用于冷加氢加工的流出物流的冷汽提器，所述流出物流可以为来自冷闪蒸罐的液体。

[0033] 在将常压和/或减压残油加氢处理方面，产生一些轻质烃如柴油和更轻的烃。产生的柴油和较轻烃的量与脱硫残油产物的量相比不是大的，但在一些情况下，回收该材料可能是经济的。常规方法使用如上所述单一汽提器并将所有汽提材料在产物分馏进料加热器中加热以将柴油和较轻材料气化，所以可将它在产物分馏塔中分离。这产生对于产物分馏进料加热器而言大的火焰加热器负荷，因为实质量的热被脱硫常压和/或减压残油的显热吸收。非常理想的是避免不必要的加热该材料的成本。

[0034] 本发明使用两个汽提器代替一个实现与常规单汽提器设计基本相同的加工目的，但不招致几乎同样高的能量成本，因为在汽提以后不将脱硫的常压和减压残油加热。仍回收实质部分的蒸馏物和较轻材料，同时使资本和使用成本最小化。

[0035] 在加氢加工单元为残油加氢处理单元的方面中，将含有所有脱硫常压和减压残油产物的热加氢加工流出物供入热汽提器中，其除去硫化氢和同样多的柴油和较轻材料，同时符合保持柴油产品的终点规格。在这一方面，热汽提器底部产物可绕过产物分馏塔并在提升单元如流体催化裂化单元中加工。因此，一起消除产物回收单元中的火焰加热器。

[0036] 可将来自热汽提器的净顶部产物连同主要包含柴油和较轻烃的冷加氢加工流出物一起供入冷汽提器中。在冷汽提器中，硫化氢和沸点在石脑油和较轻沸程内的烃在顶部除去。另外，热分离器以这样的方式操作以限制冷汽提器底部产物中产生的柴油产物的终点。可将冷汽提器的底部产物送入另一单元中进一步加工，或者送入产物分馏塔，所述产物分馏塔可以为石脑油分离塔，在那里，在顶部可产生另外的石脑油，并可回收为柴油沸程材料的底部产物。由于预期残油加氢处理单元中产生的柴油不是超低硫柴油(ULSD)，可能要去进一步加工。因此，可将柴油材料送入蒸馏物加氢处理单元中以进一步减少硫，以及如果需要的话，该处理包括调整某些性能，例如十六烷值提高、倾点下降或其它提升方法。

[0037] 用于加氢加工烃的设备和方法10包括加氢加工单元12和产物回收单元14。将烃管线16中的烃料流和氢气补充管线18中的补充氢气流供入加氢加工单元12中。将加氢加工流出物在产物回收单元14中分馏。设备和方法10还可包括原油分馏单元110和/或流体催化裂化单元200。

[0038] 通过来自管线18的补充氢气补充的氢气管线76中的氢气流可结合进料管线16中的烃进料流以提供在进料管线20中的加氢加工进料流。可将管线20中的加氢加工进料流通过热交换以及在火焰加热器22中加热并供入加氢加工反应器24中。

[0039] 一方面，本文所述方法和设备特别用于加氢加工含烃原料。说明性烃原料包括含有沸点在288℃(550℉)以上的组分的含烃料流，例如常压瓦斯油、沸点为315℃(600°F)-565℃(1050°F)的减压瓦斯油(VGO)、脱沥青油、焦化馏出物、直馏馏分、热解衍生油、高沸点合成油、循环油、加氢裂化进料、催化裂化器馏出物、沸点在
343℃(650°F)或以上的常压残油和沸点在510℃(950°F)以上的减压残油。

[0040] 一方面，管线16中的进料可以为残油进料。在该方面中，可将原油进料在原油分馏单元110中加工。原油进料在管线112中进入原油分馏单元110中并可通过一系列换热器(未显示)，所述换热器将热适当地从常压蒸馏塔130的产物传递至原油。将油在管线112中输送至常压蒸馏塔130的底部。将惰性汽提介质如蒸汽在管线136中加入蒸馏塔130中以提供热需求并从塔中的较重组分中汽提较轻组分。将各种蒸馏产物从常压蒸馏塔
130中取出并可在附塔中用更多汽提介质汽提以从净产物流中除去较轻组分和使来自净产物流的较轻组分返回塔130中。将常压瓦斯油料流在管线138中在常压蒸馏塔底部附近取出。将柴油料流在管线144中在常压蒸馏塔130中部附近取出。将煤油馏分在管线148中在常压蒸馏塔130顶部附近取出。可使从塔中取出的一部分煤油料流再沸并返回塔中，同时将净煤油料流在管线148中除去。将石脑油和较轻烃馏分在管线150中从常压蒸馏塔
130的顶部取出，通过冷却器冷却或冷凝并输送至接收器152中。使来自接收器152的一部分液体返回常压蒸馏塔130中，且另一部分在管线154中被回收。将比石脑油更轻的烃气体在管线156中从接收器152中取出。将常压残油料流在底部产物管线158中从常压蒸馏塔130的底部取出。底部产物管线158中的常压残油料流可经由管线162提供进料流16并通过其上的控制阀调整。

[0041] 另一方面，可将底部产物管线158中的一部分常压残油料流加热并经由管线164供入在亚大气压下操作的真空塔170中。管线164上的控制阀调整通过它的流量。废气流可在顶部产物管线172中从真空塔170中回收。减压瓦斯油料流可在侧馏分管线174中回收。减压残油料流可在底部产物管线176中从底部回收并提供一部分进料流16。可将管线178中的惰性汽提介质如蒸汽引入真空塔底部以提供热需求并进行分离。还预期再沸器的使用。

[0042] 加氢加工单元12中进行的加氢加工可以为加氢裂化或加氢处理。加氢裂化指其中烃在氢气的存在下裂化成较低分子量烃的方法。加氢裂化还包括淤浆加氢裂化，其中将残油进料与催化剂和氢气混合以制备淤浆并裂化成较低沸点产物。产物中的VGO可再循环以控制称为中间相的焦炭前体。

[0043] 加氢加工单元中进行的加氢加工也可以为加氢处理。加氢处理为其中氢气与烃在合适催化剂的存在下接触的方法，所述催化剂主要对从烃原料中除去杂原子如硫、氮和金属而言是活性的。在加氢处理中，可使具有双键和三键的烃饱和。也可使芳烃饱和。一些加氢处理方法尤其用于使芳烃饱和。也可降低加氢处理产物的浊点。

[0044] 加氢处理为加氢加工单元12中的优选方法，当加氢加工单元加工管线16中的残油进料时尤其如此。因此，术语“加氢加工”包括本文的术语“加氢处理”。

[0045] 加氢加工反应器24可以为固定床反应器，其包含一个或多个容器，在各个容器中的单一或多个催化剂床，以及一个或多个容器中加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂的各个组合。预期加氢加工反应器24以连续液相进行，其中液态烃进料的体积大于氢气的体积。加氢加工反应器24也可以以常规连续气相、移动床或流化床加氢加工反应器操作。

[0046] 如果加氢加工反应器24作为加氢处理反应器操作，则它可提供10-30体积％的单程转化率。如果加氢加工反应器24作为残油加氢处理反应器操作，则它可提供10-20体积％的单程转化率。

[0047] 如果加氢加工反应器24作为加氢裂化反应器操作，则它可提供烃进料转化成沸点在柴油分馏点以下的产物的至少20体积％，通常大于60体积％的总转化率。加氢裂化反应器可以以基于总转化率大于50体积％的部分转化率或者至少90体积％进料的完全转化率操作。加氢裂化反应器可以在温和加氢裂化条件下操作，所述温和加氢裂化条件提供烃进料转化成沸点在柴油分馏点以下的产物的20-60体积％，优选20-50体积％总转化率。

[0048] 如果加氢加工反应器24为加氢裂化反应器，则加氢裂化反应器24中的第一容器或床可包含加氢处理催化剂以在将它在加氢裂化反应器24中的随后容器或床中用加氢裂化催化剂加氢裂化以前将烃进料饱和、脱金属、脱硫或脱氮。如果加氢裂化反应器为温和加氢裂化反应器，则它可含有几个加氢处理催化剂床，其后较少的加氢裂化催化剂床。如果加氢加工反应器24为淤浆加氢裂化反应器，则它可以在连续液相中以向上流模式操作，并显示出不同于描述固定床反应器的图。如果加氢加工反应器24为加氢处理反应器，它可包含多于一个容器和多个加氢处理催化剂床。加氢处理反应器还可包含适于使芳烃饱和、加氢脱蜡和加氢异构化的加氢处理催化剂。

[0049] 如果想要温和加氢裂化以产生中间馏分和汽油的平衡，则加氢裂化催化剂可使用无定形二氧化硅-氧化铝碱或与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分组合的低含量沸石碱。另一方面，当与汽油生产相比中间馏分在转化产物中是明显优选的时，部分或完全加氢裂化可在第一加氢裂化反应器24中用催化剂进行，所述催化剂通常包含其上沉积有VIII族金属氢化组分的任何结晶沸石裂化碱。其它氢化组分可选自VIB族以与沸石碱结合。

[0050] 沸石裂化碱在本领域中有时称为分子筛，且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多-10种可交换阳离子如钠、镁、钙、稀土金属等组成。它们的特征进一步在于具有4-14埃(10米)的相对均匀直径的晶体孔。优选使用具有3-12的相对高二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。自然中发现的合适沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、碱沸石、环晶石、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，例如合成八面沸石和-10
丝光沸石。优选的沸石为具有8-12埃(10 米)的晶体孔径的那些，其中二氧化硅/氧化铝摩尔比为4-6。属于优选组的沸石的一个实例为合成Y型分子筛。

[0051] 天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式找到。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为用作裂化碱，优选多数或所有原始沸石单价金属与多价金属和/或与铵盐离子交换，其后加热以将与沸石有关的铵离子分解，在它们的位置上留下氢离子和/或实际上通过进一步除去水而去阳离子的交换部位。具有这种性质的氢或“去阳离子化”Y沸石更特别地描述于US 3,130,006中。

[0052] 混合多价金属-氢沸石可通过首先与铵盐离子交换，然后与多价金属盐部分反交换，然后煅烧而制备。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过碱金属沸石的直接酸处理而制备。一方面，优选的裂化碱为基于初始离子交换能力至少10％,，优选至少20％贫金属阳离子的那些。另一方面，理想和合适的沸石类为其中至少20％的离子交换能力通过氢离子满足的一种。

[0053] 在本发明优选的加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属为VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，其它促进剂也可与其一起使用，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中氢化金属的量可在宽范围内变化。概括地讲，可使用0.05-30重量％的量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05-2重量％。

[0054] 用于并入氢化金属的方法是使基础材料与具有所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中金属以阳离子形式存在。在加入所选择的氢化金属以后，然后将所得催化剂粉末过滤，干燥，如果需要的话随着加入润滑剂、粘合剂等而制粒，并在空气中在例如371-648℃(700-1200℉)的温度下煅烧以使催化剂活化并将铵离子分解。作为选择，可首先将碱组分制粒，其后加入氢化组分并通过煅烧活化。

[0055] 前述催化剂可以以未经稀释的形式使用，或可将粉化催化剂与5-90重量％的比例的其它相对较少活性的催化剂、稀释剂或粘合剂如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等混合并共同制粒。这些稀释剂可直接使用或它们可含有次要比例的加入的氢化金属如VIB族和/或VIII族金属。其它金属促进的加氢裂化催化剂也可用于本发明方法中，其包括例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更完整地描述于US 4,363,718中。

[0056] 通过一种路线，加氢裂化条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(标准)(700psig)至20.7MPa(标
-1
准)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr 的液时空速(LHSV)，和421(2,500scf/bbl)
3 3
至2,527Nm/m油(15,000scf/bbl)的氢气率。如果需要温和加氢裂化，则条件可包括
315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(标准)(800psig)至13.8MPa(标准)(2000psig)或者更通常6.9MPa(标准)(1000psig)至11.0MPa(标准)(1600psig)的压-1 -1 3 3
力，0.5-2hr ，优选0.7-1.5hr 的液时空速(LHSV)，和421Nm /m油(2,500scf/bbl)至
3 3
1,685Nm/m油(10,000scf/bbl)的氢气率。

[0057] 淤浆加氢裂化催化剂通常为粒度小于45μm的硫酸亚铁水合物，一方面，主要部分，即至少50重量％具有小于10μm的粒度。硫酸铁一水合物为合适的催化剂。铝土矿催化剂也可以是合适的。一方面，将基于新鲜原料0.01-4.0重量％的催化剂加入烃进料中。作为选择或者另外，可使用油溶性催化剂。油溶性催化剂包括基于新鲜原料50-1000wppm的金属环烷酸盐或金属辛酸盐。金属可以为钼、钨、钌、镍、钴或铁。

[0058] 淤浆加氢裂化反应器可在一方面3.5MPa(标准)(508psig)至24MPa(标准)(3,481psig)的压力下操作，而在反应器中不形成焦炭。反应器温度可以为350-600℃，其-1 -1中400-500℃的温度是典型的。LHSV通常基于新鲜进料为4h 以下，0.1-3hr 的范围是合-1
适的，0.2-1hr 的范围是特别合适的。单程沥青转化率可以为50-95重量％。氢气进料率
3 3
可以为674-3370Nm/m(4000-20,000scf/bbl)油。也可将消泡剂加入淤浆加氢裂化反应器
24中，一方面加入其顶部，以降低产生泡沫的倾向。

[0059] 加氢加工反应器24可作为加氢处理反应器操作。在管线16中的进料流为残油进料的方面中，加氢加工反应器24可以为加氢处理反应器24，其与常压原油分馏塔130的底部产物管线158和/或减压分馏塔170的底部产物管线176下游连通。

[0060] 用于本发明中的合适加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，并包括由在高表面积载体材料，优选氧化铝上的至少一种VIII族金属，优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍，和至少一种VI族金属，优选钼和钨组成的那些。其它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。在本发明范围内的是多于一类加氢处理催化剂用于相同加氢处理反应器96中。VIII族金属通常以2-20重量％，优选4-12重量％的量存在。VI族金属通常以1-25重量％，优选2-25重量％的量存在。

[0061] 优选的加氢处理反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，
2.1MPa(标准)(300psig)，优选4.1MPa(标准)(600psig)至12.4MPa(标准)(1800psig)，-1 -1
优选6.9MPa(标准)(1000psig)的压力，0.5-4hr ，优选1.5-3.5hr 的新鲜含烃原料液时
3 3 3 3 3 3
空速，和168Nm/m(1,000scf/bbl)至1,011Nm/m油(6,000scf/bbl)，优选168Nm /m油
3 3
(1,000scf/bbl)至674Nm/m油(4,000scf/bbl)的氢气率，用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂组合。对于残油加氢处理，压力可以为与20.6MPa(标准)(3000psig)一样高，新鲜-1 -1 3 3
含烃原料的液时空速可以为0.1-1hr ，优选0.15-0.5hr ，且氢气率可优选为168Nm/m油
3 3
(1,000scf/bbl)至674Nm/m油(5,000scf/bbl)。

[0062] 加氢加工流出物离开加氢加工反应器24并在加氢加工流出物管线26中输送。加氢加工流出物包含会变成较冷加氢加工流出物流和较热加氢加工流出物流的材料。加氢加工单元可包含一个或多个分离器以将加氢加工流出物流分离成冷加氢加工流出物流和热加氢加工流出物流。

[0063] 加氢加工流出物管线26中的加氢加工流出物一方面在进入热分离器30中以前可与管线20中的加氢加工进料流热交换以冷却。热分离器分离加氢加工流出物以提供在顶部产物管线32中的包含一部分冷加氢加工流出物流的蒸气含烃热分离器顶部产物流和在底部产物管线34中的包含一部分冷加氢加工流出物流以及一部分热加氢加工流出物流的液体含烃热分离器底部产物流。加氢加工段12中的热分离器30与加氢加工反应器24下游连通。当操作加氢加工单元12以加氢处理残油进料时，热分离器30可在一定条件下操作以限制冷汽提塔60底部产生的柴油产物的终点。热分离器30在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。热分离器30可在比加氢加工反应器24稍微更低的压力下操作，从而解释插入设备的压降。热分离器可在3.4MPa(标准)(493psig)至20.4MPa(标准)(2959psig)的压力下操作。

[0064] 顶部产物管线32中的蒸气含烃热分离器顶部产物流可在进入冷分离器36中以前冷却。由于加氢加工反应器24中进行的反应，其中将氮、氯和硫从进料中除去，形成氨和硫化氢。在特性温度下，氨和硫化氢结合形成二硫化铵，且氨和氯结合形成氯化铵。各化合物具有特性升华温度，其可容许化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而削弱它的性能。为防止输送热分离器顶部产物流的管线32中二硫化铵或氯化铵盐的这类沉积，可将适量洗涤水(未显示)在管线32中在温度在每种化合物的特性升华温度以上的点处引入上游管线32中。

[0065] 冷分离器36用于将加氢加工流出物中的氢气与烃分离以在顶部产物管线38中再循环至加氢加工反应器24中。蒸气含烃热分离器顶部产物流可在冷分离器36中分离以提供在顶部产物管线38中的包含富氢气流的蒸气冷分离器顶部产物流和在底部产物管线40中的包含一部分冷加氢加工流出物流的液体冷分离器底部产物流。因此，冷分离器36与热分离器30和加氢加工反应器24的顶部产物管线32下游连通。冷分离器36可在100°F(38℃)至150°F(66℃)，合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)下且恰在加氢加工反应器46和热分离器30的压力以下操作，从而解释插入设备的压降，以保持氢气和轻气体在顶部产物中，且正常液态烃在底部产物中。冷分离器可在3MPa(标准)(435psig)-20MPa(标准)(2901psig)的压力下操作。冷分离器36也可具有进料斗以收集管线42中的水相。

[0066] 可将热分离器底部产物管线34中的液体含烃料流作为热加氢加工流出物流在产物回收单元14分馏。一方面，底部产物管线34中的液体含烃料流的压力可降低并在热闪蒸罐44中闪蒸以提供在顶部产物管线46中的包含一部分冷加氢加工流出物流的轻馏分热闪蒸顶部产物流和在底部产物管线48中的包含至少一部分热加氢加工流出物流的重质液流。热闪蒸罐44可以为将液体加氢加工流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸罐44可在与热分离器30相同的温度下，但在2.1MPa(标准)(300psig)至6.9MPa(标准)(1000psig)，合适地小于3.4MPa(标准)(500psig)的较低压力下操作。可将底部产物管线48中的重质液流在产物回收单元14中进一步分馏。一方面，可将底部产物管线48中的重质液流引入热汽提器50中并包含至少一部分，合适地，所有较热加氢加工流出物流。热汽提器50经由底部产物管线48与热闪蒸罐44的底部下游连通。

[0067] 一方面，冷分离器底部产物管线40中的液体加氢加工流出物流可作为冷加氢加工流出物流在产物回收单元14中分馏。另一方面，冷分离器液体底部产物流的压力可降低并在冷闪蒸罐52中闪蒸以分离底部产物管线40中的冷分离器液体底部产物流。冷闪蒸罐52可以为将加氢加工流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸罐可经由底部产物管线40与冷分离器36的底部连通。冷汽提器60可以与冷闪蒸罐52的底部产物管线
56下游连通。

[0068] 另一方面，顶部产物管线46中的蒸气热闪蒸顶部产物流可作为冷加氢加工流出物流在产物回收单元14中分馏。另一方面，可将热闪蒸顶部产物流冷却并且还在冷闪蒸罐52中分离。冷闪蒸罐52可分离管线40中的冷分离器液体底部产物流和顶部产物管线46中的热闪蒸蒸气顶部产物流以提供在顶部产物管线54中的冷闪蒸顶部产物流和在底部产物管线56中的包含至少一部分冷加氢加工流出物流的冷闪蒸底部产物流。底部产物管线
56中的冷闪蒸底部产物流包含至少一部分，合适地所有冷加氢加工流出物流。一方面，冷汽提器60经由底部产物管线56与冷闪蒸罐52下游连通。冷闪蒸罐52可与冷分离器50的底部产物管线40、热闪蒸罐44的顶部产物管线46和加氢加工反应器24下游连通。底部产物管线40中的冷分离器底部产物流和顶部产物管线46中的热闪蒸顶部产物流可以一起或者分开地进入冷闪蒸罐52中。一方面，热闪蒸顶部产物管线46结合冷分离器底部产物管线40并将热闪蒸顶部产物流和冷分离器底部产物流一起供入冷闪蒸罐52中。冷闪蒸罐52可在与冷分离器50相同的温度下，但通常在2.1MPa(标准)(300psig)至7.0MPa(标准)(1000psig)，优选不高于3.1MPa(标准)(450psig)的较低压力下操作。也可将管线42中来自冷分离器的进料斗的水流送入冷闪蒸罐52中。闪蒸的水流在管线62中从冷闪蒸罐
52的进料斗中除去。

[0069] 顶部产物管线38中的包含氢气的蒸气冷分离器顶部产物流富含氢气。顶部产物管线38中的冷分离器顶部产物流可通过塔板或填充洗涤塔64，在那里将它通过管线66中的洗涤液如胺水溶液洗涤以除去硫化氢和氨。管线68中的废洗涤液可再生并再循环返回到洗涤塔64中。洗涤的富氢料流经由管线70从洗涤器中排出并可在循环压缩机72中压缩以提供在管线74中的再循环氢气流，其为压缩的蒸气加氢加工流出物流。循环压缩机72可与加氢加工反应器24下游连通。可将管线74中的再循环氢气流用补充料流18补充以提供在氢气管线76中的氢气流。可将管线74中的一部分材料送入加氢加工反应器24的中间催化剂床出口以控制随后催化剂床(未显示)的入口温度。

[0070] 产物回收单元14可包含热汽提器50、冷汽提器60和产物分馏塔120。冷汽提器60与加氢加工反应器24下游连通以将加氢加工流出物管线26中的为一部分加氢加工流出物流的较冷加氢加工流出物流汽提，且热汽提器与加氢加工反应器24下游连通以将加氢加工流出物管线26中的也为一部分加氢加工流出物流的较热加氢加工流出物流汽提。一方面，冷加氢加工流出物流为底部产物管线56中的冷闪蒸底部产物流，且热加氢加工流出物流为底部产物管线48中的热闪蒸底部产物流，但预期这些料流的其它来源。

[0071] 可将可以在热闪蒸底部产物管线48中的热加氢加工流出物流在其顶部附近供入热汽提塔50中。可将包含至少一部分液体加氢加工流出物的热加氢加工流出物流在热汽提塔50中用来自管线94的为惰性气体如蒸汽的热汽提介质汽提以提供在顶部产物管线96中的热蒸气顶部产物流。汽提介质通常为中压蒸汽，且关于汽提介质的热和冷标记不表示相对温度。可将至少一部分热蒸气流在热顶部接收器98中冷凝并分离。热顶部接收器98与热汽提塔50的顶部产物管线96下游连通。热顶部接收器98将热汽提器的热蒸气顶部产物流分离成废气流和底部产物流。来自接收器98的顶部产物管线100运输蒸气废气流以进一步加工。在底部产物管线102中的来自接收器98底部的不稳定液体材料的底部产物流可分离成在管线104中的回流至热汽提塔50顶部的回流部分和可以为在工艺管线106中输送至冷汽提塔60中的工艺部分。

[0072] 如果管线16中的加氢加工进料包含残油，则加氢加工单元12可作为残油加氢处理单元操作，且加氢加工反应器24为加氢处理反应器。在该方面中，管线48中的热加氢加工流出物流可含有所有脱硫残油产物。在该方面中，热汽提器50的功能是除去硫化氢和同样多的柴油和较轻材料，同时符合保持柴油产物的终点规格。在该方面中，顶部产物管线96中的热蒸气顶部产物流包含柴油、石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体，且在底部产物管线102中的来自接收器98底部的底部产物流包含不稳定的液体柴油、石脑油和较轻材料。

[0073] 热汽提塔50可以以160℃(320°F)-360℃(680°F)的底部温度和0.5MPa(标准)(73psig)至2.0MPa(标准)(292psig)的顶部压力操作。顶部接收器98中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，且压力与热汽提塔50顶部基本相同。

[0074] 一方面，冷汽提塔60与热汽提塔50下游连通以将来自热汽提塔50的料流汽提。换言之，冷汽提塔与热汽提塔50串联。另一方面，冷汽提器与热汽提塔50的顶部产物管线
96下游连通，所以在冷汽提塔60中汽提的来自热汽提塔50的料流为在顶部产物管线96中的来自热汽提塔50的至少一部分顶部产物流。另一方面，冷汽提塔60与来自热顶部接收器98的底部产物管线102下游连通。通过在冷汽提塔60中汽提不稳定液体材料的热接收器底部产物流，所述产物流包含工艺管线106中的硫化氢，柴油材料会进入冷汽提塔60的底部并与硫化氢分离，所述硫化氢会进入冷汽提塔60的顶部。还预期热汽提塔50可与冷汽提塔60下游连通以将来自冷汽提塔60的料流汽提。

[0075] 加氢加工的热汽提料流在热汽提塔50的底部产物管线108中产生。可将底部产物管线108中的至少一部分热汽提料流进一步加工，例如供入流体催化裂化单元200中。因此，流体催化裂化单元可与热汽提器的底部产物管线108下游连通。

[0076] 可将一方面可以在冷闪蒸底部产物管线56中的冷加氢加工流出物流加热并在塔顶部附近供入冷汽提塔60中。与来自热顶部接收器98的底部产物管线102下游连通的通向冷汽提塔60的工艺管线106入口可以在比管线56中的冷加氢加工流出物流入口更高的高度。可将包含至少一部分液体加氢加工流出物的冷加氢加工流出物流连同来自热汽提塔50的工艺流一起在冷汽提塔60中用来自冷汽提介质管线78的冷汽提介质汽提，所述汽提介质为惰性气体如蒸汽。汽提介质通常为中压蒸汽，且关于汽提介质的热和冷标记不表示相对温度。

[0077] 一方面，当加氢加工单元12加氢处理残油进料时，供给冷汽提器60的在工艺管线106中的热接收器底部产物和在管线56中的冷加氢加工流出物进料可包含柴油和较轻烃，所以可将它们一起汽提以提供在顶部产物管线80中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷蒸气料流。

[0078] 冷顶部接收器82与顶部产物管线80下游连通。可将至少一部分冷蒸气料流在冷顶部接收器82中冷凝并分离。冷顶部接收器82将顶部产物管线80中的来自冷汽提塔60的冷顶部产物流分离成在顶部产物管线84中的废气流和液体不稳定液流。来自接收器82的顶部产物管线84输送蒸气废气以进一步处理。可将在顶部产物管线84中的来自冷顶部接收器82的蒸气废气与在顶部产物管线100中的来自热顶部接收器98的蒸气废气混合用于一起进一步加工，因为这些料流可具有类似的组成。因此，来自冷顶部接收器82的顶部产物管线84可与来自热顶部接收器98的顶部产物管线100结合。

[0079] 来自接收器82底部的不稳定液体可分离成在管线86中的回流至冷汽提塔60顶部的回流部分和产物部分，所述产物部分可在产物管线88中输送以进一步分馏，例如在分馏塔(未显示)中。冷汽提塔60可以以149℃(300°F)至260℃(500°F)的底部温度和0.5MPa(标准)(73psig)至2.0MPa(标准)(290psig)的顶部压力操作。顶部接收器82中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，且压力与冷汽提塔60顶部基本相同。

[0080] 在加氢加工单元12作为残油加氢处理单元操作的方面中，石脑油和较轻材料在冷顶部产物管线80中被回收且在冷顶部接收器82中的分离为石脑油和较轻材料。可将管线88中的不稳定石脑油进一步分馏以从石脑油中除去气体。

[0081] 可将在底部产物管线92中的加氢加工冷汽提料流送入进一步加工。一方面，可将底部产物管线92中的冷汽提料流用与火焰加热器相比较不强烈的工艺加热器加热，并供入产物分馏塔120中。因此，产物分馏塔120与冷汽提塔60的底部产物管线92下游连通但不与热汽提塔50直接连通。换言之，一方面，底部产物流92流入产物分馏塔120中，但没有来自热汽提塔50的料流流入产物分馏塔120而不首先通过另一单元操作，例如通过冷汽提塔60。将底部产物管线92中的冷汽提料流在产物分馏塔120中分馏，但不将底部产物管线108中的热汽提料流在产物分馏塔120中分馏。冷汽提料流可在进入产物分馏塔120中以前与底部产物管线126中的来自产物分馏塔90的底部产物流或者其它合适料流热交换。

[0082] 产物分馏塔120可与冷汽提塔60下游连通以将汽提料流分离成产物流。可将管线114中的顶部产物流在接收器116中冷凝并分离，其中来自接收器116底部的一部分液体回流返回产物分馏塔120中。来自接收器116底部的其余液体提供在液体管线118中的产生的净液流。

[0083] 来自产物分馏塔的底部产物流可分离成在底部产物管线126中的净底部产物流和再沸并返回塔中的部分。对于产物分馏塔120，还预期用惰性介质汽提。

[0084] 产物分馏塔120可以以288℃(550°F)至370℃(700°F)，优选343℃(650°F)的底部温度和30kPa(标准)(4psig)至200kPa(标准)(29psig)的顶部压力操作。酸性水流可从顶部接收器82、98和116的进料斗(未显示)中回收。

[0085] 在加氢加工单元12作为残油加氢处理单元操作的方面中，产物分馏塔120可以为分离塔，其产生在顶部的石脑油料流和在底部的柴油料流。管线114中的顶部产物流包含石脑油。来自接收器116底部的其余液体提供在管线118中的净石脑油料流。管线118中的净石脑油料流在混入汽油池中以前可能需要进一步加工，例如在石脑油分离塔中。来自产物分馏塔的底部产物流可分离成在柴油管线126中的净柴油料流和再沸并返回塔中的部分。管线120中的产生的净柴油不是ULSD并可送入蒸馏物加氢处理单元(未显示)中以进一步除去硫以及可能地调整十六烷值、倾点或其它性能。

[0086] 可将热汽提塔50的底部产物管线108中产生的加氢加工热汽提料流在流体催化裂化单元200中进一步加工，当操作加氢加工单元12以加氢处理残油进料时尤其如此。还预期使热汽提料流经受进一步加氢加工。流体催化裂化单元200包含反应器210和催化剂再生器240。合适的催化剂为流化催化裂化领域中常用的那些，例如活性无定形粘土类催化剂和/或高活性结晶分子筛。分子筛催化剂与无定形催化剂相比是优选的，因为它们更加改进的对所需产物的选择性。沸石为流化催化裂化方法中最常用的分子筛。优选结合在活性氧化铝材料上的大孔沸石，例如Y型沸石。工艺变量通常包括400-600℃的裂化反应温度和500-900℃的催化剂再生温度。裂化和再生在0.5MPa以下的绝对压力下进行。将管线108中的热汽提料流通过分配器214分配到提升器220中并与从再生催化剂竖管216进入的流化的新再生热裂化催化剂料流接触。该接触可在窄反应器提升器220中进行，向上延伸至反应容器230底部。进料和催化剂的均匀接触可通过来自流化气体分配器218的气体如蒸汽辅助。来自再生催化剂的热将进料气化，其后当二者沿着反应器提升器220向上输送至反应容器230中时在催化剂的存在下裂化成较轻分子量烃。其后在反应容器230中使用旋风分离器将裂化的轻质烃产物与裂化催化剂分离，所述旋风分离器可包含主分离器232和一个或两个旋风器234阶段。产物气体通过产物出口236离开反应容器230进入管线238中以输送至下游流化催化裂化主分馏塔(未显示)中以回收产物流如石脑油和循环油。在反应器提升器220中发生不可避免的副反应，在催化剂上留下焦炭沉积物，其降低催化剂活性。废或焦化催化剂需要再生以进一步使用。焦化催化剂在与气体产物烃分离以后落入汽提段222中，在那里将蒸汽或其它惰性气体通过喷嘴注入以从焦化催化剂中逆流清洗任何残余烃蒸气。在汽提操作以后，将焦化催化剂通过废催化剂竖管224供入催化剂再生器240中。

[0087] 图描述了称为燃烧器的类型的再生器240。然而，其它类型的再生器是合适的。在催化剂再生器240中，将含氧气体如空气的料流通过空气分配器242引入以接触焦化催化剂，燃烧其上沉积的焦炭，并提供再生催化剂和烟道气。催化剂再生方法将实质量的热加入催化剂上，提供能量以补偿反应器提升器220中发生的吸热裂化反应。催化剂和空气沿着位于催化剂再生器240内的燃烧器提升器244一起向上流并在再生以后首先通过沉降器246通过排料而分离。离开沉降器246的再生催化剂和烟道气的更精细分离使用催化剂再生器240内的第一和第二阶段旋风分离器248实现。与烟道气分离的催化剂通过各个浸入管由旋风器248分配，同时催化剂中相对较轻的烟道气顺序地离开旋风器248并通过烟道气出口250离开再生容器240。再生催化剂通过再生催化剂竖管216再循环返回反应器提升器220。由于焦炭燃烧，在催化剂再生器240顶部通过出口250离开的烟道气蒸气含有CO、CO2和H2O，以及少量其它物种。

[0088] 产物回收单元14中两个汽提器的使用能够不用火焰加热器而操作产物回收单元14。仅将冷汽提底部产物进一步分馏。与火焰加热器相比较不强烈的加热器可提供冷汽提底部产物的足够加热器负荷。可将热汽提底部产物送入如果有的话需要最小预热的加工单元如流体催化裂化单元中。尽管使用两个汽提器而不是一个，该设备和方法反直觉地使资本和操作成本最小化。

[0089] 本文中描述了本发明的优选实施方案，包括发明人已知进行本发明的最好模式。应当理解所述实施方案仅为示例性的，且应不理解为限制本发明的范围。

[0090] 没有进一步描述，相信本领域技术人员可使用先前的描述，最完整程度地使用本发明。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的，且不以任何方式限制公开内容的其余部分。

[0091] 在前文中，除非另有指出，所有温度以℃描述，所有份和百分数为重量计。压力在容器出口处，特别是在具有多个出口的容器中在蒸气出口处给出。

[0092] 由先前描述中，本领域技术人员可容易地确定本发明的主要特征，并且可不偏离其精神和范围地作出本发明的各种变化和改进以使它适于各种用途和条件。