沸騰床中轉化重油餾分及聯產低硫中間餾分的方法和裝置的制作方法

專利名稱：沸騰床中轉化重油餾分及聯產低硫中間餾分的方法和裝置的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種在沸騰床中轉化重油餾分并聯合生產極低硫含量的粗柴油(gas oil)餾分的改進方法，和實現所述方法的裝置。
本發明涉及一種用于處理含硫、氮和金屬雜質的重烴原料的方法和裝置。其涉及一種使通過原油蒸餾獲得的烴原料例如常壓渣油、減壓渣油至少部分轉化成滿足含硫標準的(即，硫含量低于50ppm、優選低于20ppm，和甚至更優選低于10ppm)粗柴油和一種或多種重質產物的方法，所述重質產物可以有利地用作催化裂化原料(例如流化床催化裂化)，用作加氫裂化原料(例如高壓催化加氫裂化)，用作高或低硫含量的燃燒油或用作脫碳(carbon rejection)方法(例如焦化器)的原料。
背景技術：
直到2000年，柴油燃料中被認可的硫含量是350ppm。從2005年開始已經提出了更加嚴格的值，因為該最大含量值不超過50ppm。在未來幾年中，這個最大值將被進一步向下修訂并不應超過10ppm。
因此需要開發滿足這些要求的方法，該方法不會使生產成本極大增加。
與原油常壓蒸餾直接獲得的粗柴油相比，由轉化方法例如加氫轉化方法獲得的汽油和粗柴油在加氫處理時是很難控制的(refractory)。
為了獲得非常低的硫含量，必須轉化最難控制類型的、尤其是二和三烷基化的硫芴，或具有更高烷基化程度的那些，對其來說烷基限制了催化劑與硫原子的接觸。對于這類化合物，在脫硫之前通過破壞Csp3-S鍵使芳環加氫比通過破壞Csp2-S鍵直接脫硫更快。
同樣需要通過特別轉化最難控制類型的、尤其是苯并吖啶和苯并咔唑，以使氮含量大大降低；吖啶不僅難控制，而且抑制加氫反應。
因而轉化粗柴油要求非常嚴格的操作條件以達到預期的硫標準。
在專利申請EP1312661中特別描述了包括用于生產具有低硫含量的中間餾分的沸騰床的重油餾分的轉化方法。但是，該方法僅能在非常嚴格的壓力條件下將硫含量降低至50ppm以下，這極大增加了最終獲得粗柴油的成本。
因而真正需要獲得一種可以在不太嚴格的操作條件下加氫處理轉化粗柴油的方法，該方法使投資成本降低并實現加氫處理催化劑保持合理的循環周期，還使硫含量低于50ppm，優選低于20ppm，和更優選低于10ppm。
ppm值都是以重量表示。

發明內容
本發明人已經發現通過在獲得具有所述的限制硫含量的良好質量的粗柴油中優化所使用的操作壓力使投資成本最小化是可能的。
因此，本發明所述的方法是一種對重油原料的處理方法，所述重油原料中至少80wt％具有大于340℃的沸點，其包括以下步驟(a)加氫轉化，在沸騰床反應器中，在以下條件下用上升的液體和氣體流操作溫度為300到500℃，相對催化劑體積的液時空速為0.1到10h-1，和在每m3原料50到5000Nm3氫氣存在下，沸點大于540℃的餾分的重量％轉化率為10到98重量％；(b)將步驟(a)獲得的流出物分離成含氫氣和H2S的氣體、含粗柴油的餾分，和任選重于粗柴油的餾分和粗汽油(naphtha)餾分；(c)加氫處理，使至少含步驟(b)中獲得的粗柴油的餾分與至少一種催化劑在以下條件下接觸溫度為200到500℃，相對催化劑體積的液時空速為0.1到10h-1，和在每m3原料100到5000Nm3氫氣存在下；(d)將步驟(c)末端所得的流出物分離成含氫氣的氣體和至少一種粗柴油餾分，該粗柴油餾分的硫含量低于50ppm，優選低于20ppm，和更優選低于10ppm，加氫轉化步驟(a)在壓力P1下實施，加氫處理步驟(c)在壓力P2下實施，差壓ΔP＝P1-P2為至少3MPa，通常為3到17MPa，優選8到13MPa，和更優選9.5到10.5MPa，通過單個n級壓縮系統確保為加氫轉化步驟(a)和加氫處理步驟(c)提供氫氣，n大于或等于2，通常為2到5，優選2到4，特別優選等于3。
液時空速(LHSV)相應于原料液體流率(m3/h)與催化劑的體積(m3)的比。
按照本發明的方法，在沸騰床中催化加氫轉化步驟(a)所用的壓力P1為10到25MPa，優選13到23MPa。
在加氫處理步驟(c)中所用的壓力P2為4.5到13.5MPa，優選9到11MPa。
因而，按照本發明的方法，對于加氫轉化和加氫處理步驟的每一步驟可以使用完全不同的壓力；這對投資成本的限制是尤其顯著的。
按照本發明的方法，通過實施單個、多級氫氣供給系統可以使得用于每一具體步驟的壓力使用優化。
因而，供給加氫轉化步驟的氫氣由最后的壓縮級輸出；供給加氫處理步驟的氫氣由中間的壓縮級，即在較低的總壓力下輸出。
按照一個具體的實施方案，本發明的方法實施單個、3級氫氣壓縮機，其中第一級輸出壓力(delivery pressure)為3到6.5MPa，優選4.5到5.5MPa，第二級輸出壓力為8到14MPa，優選9到12MPa，第三級的輸出壓力為10到26MPa，優選13到24MPa。
在一個具體的實施方案中，將從第二壓縮級輸出的氫氣送入加氫處理反應器。
按照一個具體的實施方案，在加氫處理反應器中的氫氣分壓P2H2為4到13MPa，優選7到10.5MPa。
通過在步驟(c)中供給方法所必需的全部補充氫氣可以升高氫氣分壓值。在本發明中，“補充氫氣”與循環氫氣不同。氫氣純度通常為84到100％，優選95到100％。
按照另一個實施方案，供給最后壓縮級的氫氣可以是來自分離步驟(d)和/或分離步驟(b)中的循環氫氣。
所述循環氫氣可以任選供給具有級的壓縮機的中間級。在這種情況下，優選在所述的氫氣循環之前使其凈化。
按照另一個實施方案，來自初始壓縮級和/或中間級的輸出氫氣還可以供給用于直接來自常壓蒸餾的粗柴油(稱為“直餾粗柴油”)的加氫處理裝置。正如常規的方法，在3到6.5MPa，優選4.5到5.5MPa的壓力下操作直餾粗柴油加氫處理裝置。
按照另一個實施方案，來自中間壓縮級的輸出氫氣還可以供給溫和的(soft)加氫裂化裝置。正如常規的方法，在4.5到16MPa，優選9到13MPa的壓力下操作溫和的加氫裂化裝置。來自溫和的加氫裂化的粗柴油餾分然后可以供給加氫處理步驟(c)。
按照另一個實施方案，來自中間壓縮級和/或最終壓縮級的輸出氫氣還可以供給高壓加氫裂化裝置。正如常規的方法，在7到20MPa，優選9到18MPa的壓力下操作高壓加氫裂化裝置。
直餾粗柴油加氫轉化、溫和的加氫裂化和高壓加氫裂化的這些裝置可以共同存在或單獨存在。


現在結合附圖對每一步驟中反應條件更具體地描述，其中圖1是實施本發明方法的一個實施方案的裝置示意圖；圖2是實施本發明方法的另一個實施方案的裝置示意圖。
具體實施例方式
本發明的方法尤其適用于處理重質原料，例如原料中至少80重量％的沸點大于340℃。它們的初始沸點一般為至少340℃，通常至少370℃或甚至至少400℃。它們是，例如常壓或減壓渣油，或脫瀝青油，高芳族化合物含量的原料例如那些來自催化裂化方法的原料(例如來自催化裂化被稱作輕循環油(LCO)的輕粗柴油，來自催化裂化被稱作重循環油(HCO)的重粗柴油，或稱作淤漿油的催化裂化渣油)。原料還可以通過混合這些不同餾分獲得。它們同樣可以含有來自本發明目的方法的餾分和用于其進料循環的餾分。原料硫含量是大大可變的并且沒有限制。金屬例如鎳和釩含量通常為50ppm到1000ppm，但是沒有任何技術上的限制。
在來自氫氣壓縮區域(I)的氫氣的存在下，首先在加氫轉化段(II)處理原料。然后，將處理的原料分離到分離區域(III)中，在那里，除了別的餾分以外，回收粗柴油餾分然后供給加氫處理區域(IV)，在那里除去剩余的硫。
圖1和2示出了每一個反應區域。以下將描述每個區域實施的不同的實際(physical)反應或變化。
區域(I)表示在幾個級中的壓縮氫氣(圖中有3級)。在這個區域中，處理補充氫氣，如果需要，與凈化的循環氫氣流混合，以將其壓力升高至步驟(a)要求的水平。所述的單個壓縮系統一般包括至少兩個通常被壓縮氣體冷卻系統分開的壓縮級，液相和氣相分離裝置和任選的凈化循環氫氣流的輸入。由于分成了幾級，因此在系統輸入和輸出之間可制備在一種或多種中間壓力下的氫氣。這種中間壓力水平可以將氫氣供給至少一個催化加氫裂化或加氫處理裝置。
更確切的說，操作區域(II)和(IV)要求的補充氫氣，在區域(I)經管(4)以壓力1到3.5MPa，優選2到2.5MPa到達，其中任選與其它循環氫氣流一起在多級壓縮系統中壓縮。每一壓縮級(1、2和3)，在圖中有3個，通過隨后的氣液分離和冷卻系統(33)、(34)和(35)分開，使氣體溫度和進入下一個壓縮級的液體的數量被降低。在圖中沒有顯示液體排出管。
在第一和最后一級之間，更通常在第二級和第三級之間，一個管(7)將至少部分、優選全部的壓縮氫氣送至加氫處理區域(IV)。通過管(8)將離開區域(IV)的氫氣送至隨后的壓縮級，更通常為第三和最后一級。管(14)輸送氫氣至區域(II)。
通過管(10)待處理的原料(例如上述定義)進入沸騰床中的加氫轉化區域(II)。將管(11)中獲得的流出物送至分離區域(III)。
區域(II)還包括用于排出催化劑的至少一個管(12)和用于輸送新鮮催化劑的至少一個管(13)。
區域(II)包括至少一個運轉時具有上升液體和氣體流的三相沸騰床反應器，含有至少一種加氫轉化催化劑，其中無機基質至少部分是無定形的，所述反應器包括至少一種設置在反應器的底部附近將催化劑排出所述反應器外部的設備，和至少一種設置在所述反應器的頂部附近將新鮮催化劑補充至所述反應器中的設備。
一般來說，在10到25MPa，通常在13到23MPa的壓力下，在約300℃到約500℃，和通常約350℃到約450℃的溫度下進行操作。相對于催化劑體積的液時空速(LHSV)和氫氣分壓是本領域技術人員根據被處理的原料特征和預期轉化率就知道如何進行選擇的重要因素。最通常的，相對于催化劑體積的LHSV約為0.1h-1到10h-1和優選約0.2h-1到2.5h-1。與原料混合的氫氣的數量通常約為50到約5000標準立方米(Nm3)/立方米(m3)液體原料和最通常約20到約1500Nm3/m3和優選約400到1200Nm3/m3。
以重量％表示的沸點超過540℃的餾分的轉化率通常約為10到98重量％，最通常約30到80％。
在加氫轉化步驟中，可以使用任何標準的催化劑，尤其是顆粒狀的催化劑，其包含在無定形基質上的至少一種具有加氫脫氫(hydrodehydrogenating)功能的金屬或金屬化合物。所述催化劑可以是這樣的催化劑，其包含VIII族金屬，例如鎳和/或鈷，最通常與至少一種VIB族金屬例如鉬和/或鎢結合。例如，可以使用的催化劑包含在無定形金屬基質上的0.5到10wt％的鎳，優選1到5wt％的鎳(以鎳氧化物NiO表示)，和1到30wt％的鉬和優選5到20wt％的鉬(以鉬氧化物MoO3表示)。基質可以選自，例如氧化鋁、氧化硅、氧化硅-氧化鋁、氧化鎂、粘土和這些無機物中的至少兩種的混合物。基質同樣可以含有其它的化合物，例如選自氧化硼、氧化鋯、氧化鈦和磷酸酐的氧化物。最通常地，使用氧化鋁基質，和非常通常地使用摻雜磷和任選硼的氧化鋁基質，磷酸酐P2O5的濃度通常為低于約20wt％和最通常低于約10wt％。P2O5的濃度通常為至少0.001wt％。三氧化二硼B2O3的濃度通常為約0wt％到約10wt％。所用的氧化鋁通常是γ-或η-氧化鋁。催化劑最通常是壓出物的形式。VI和VIII族金屬氧化物的總含量通常為約5到約40wt％和通常為約7到約30wt％，VI族金屬(一種或多種)和VIII族金屬(一種或多種)的比值通常為約20到約1，最通常為約10到約2，以金屬氧化物表示的重量為基準。
以固定的時間間隔，即例如，以脈沖方式(in burst)或幾乎連續地通過在反應器底部排出并從反應器項部加入新鮮或新的催化劑以使新鮮催化劑部分地置換廢催化劑。例如可以每天都加入新鮮催化劑。用新鮮催化劑置換廢催化劑的程度可以是，例如，從約0.05Kg到約10Kg/立方米原料。通過使加氫轉化步驟連續操作的裝置實施所述的排出和置換。所述裝置通常包括用于通過反應器再循環的泵，其通過將步驟(a)排出的并再注入步驟(a)區域底部的至少部分液體連續地再循環使催化劑保持在沸騰床中。
然后，在步驟(b)中分離步驟(a)獲得的流出物。其通過管(11)加入至少一個分離器(15)中，該分離器一方面分離管(16)中的含氫氣的氣體(氣相)，另一方面分離管(17)中的液體流出物。可以使用冷分離器之后的熱分離器。同樣可以存在處于中壓和低壓下的一系列熱和冷分離器。
將液體流出物送入分離器(18)，該分離器優選由至少一個蒸餾塔組成，其被分離成至少一個包括粗柴油餾分的蒸餾餾分并位于管(21)中，同樣其被分離成至少一個通過管(23)排出的比粗柴油更重的餾分。
在分離器(18)的液面(level)處，可以在管(19)中分離酸性氣體，可以在附加的管(20)中分離粗汽油，可以在減壓蒸餾塔中將比粗柴油重的餾分分離成通過管(23)排出的減壓渣油和通過一個或多個管(22)排出的減壓粗柴油餾分。
來自管(23)的餾分可以用作具有低硫含量的工業燃料油或者可以有利地被送至脫碳方法中，例如焦化。
粗汽油(20)，單獨獲得的，任選加入在區域(V)中分離的粗汽油(29)，有利地分離成重質汽油和輕質汽油，將重質汽油送入重整區域，將輕質汽油送入實施石蠟異構化的區域。
減壓粗柴油(22)可以任選單獨或以與不同來源的類似餾分的混合物的形式送入催化裂化方法中，在其中將這些餾分在能產生氣體餾分、汽油餾分、粗柴油餾分和比粗柴油餾分重的餾分(通常被本領域技術人員稱為淤漿餾分)的條件下有利地處理。同樣可以將它們送入催化加氫裂化方法中，其中使其在特別能產生氣體餾分、汽油餾分或粗柴油餾分的條件下有利地處理它們。
在圖1和2中，用虛線表示由分離器(15)和(18)構成的分離區域(III)。
對于蒸餾，當然，條件的選擇取決于初始原料。如果初始原料是減壓粗柴油，條件將比初始原料是常壓粗柴油更嚴格。對于常壓粗柴油，通常選擇的條件使重餾分的初始沸點為約340℃到約400℃，對于減壓粗柴油，通常選擇的條件使重餾分的初始沸點為約540℃到約700℃。
對于粗汽油，終沸點通常為約120℃到約180℃。
粗柴油介于粗汽油和重餾分之間。
這里示出了給定的餾分點，但操作者可以根據預期產品的質量和數量選擇餾分點，就如通常實踐的那樣。
在步驟(b)的出口，粗柴油最通常具有100到10,000ppm的硫含量，汽油餾分最通常具有至多1000ppm的硫含量。粗柴油餾分因而不滿足2005硫標準。其它的粗柴油特征同樣在低的水平；例如十六烷值為45左右，芳族化合物含量大于20重量％；氮含量最通常為500到3000ppm。
然后將粗柴油餾分送入(單獨或任選與加入方法中的外部的粗汽油和/或粗柴油餾分)加氫處理區域(IV)，該區域裝備有加氫處理催化劑的至少一個固定床以將硫含量降低至低于50ppm，優選低于20ppm，甚至更優選低于10ppm。同樣需要顯著降低粗柴油的氮含量以獲得具有穩定顏色的脫硫產品。
可能向所述粗柴油餾分中加入依照本發明方法之外產生的餾分，所述餾分通常不能直接加入粗柴油池中。這種烴餾分可以選自例如來自流化床催化裂化的LCO(輕循環油)以及減壓蒸餾粗柴油的高壓加氫轉化方法獲得的粗柴油。
一般地，操作在約4.5到13MPa，優選約9到11MPa的總壓下進行。該步驟中的溫度通常為約200到約500℃，優選約330到約410℃。通常根據加氫脫硫和/或芳族化合物飽和的預期程度調整該溫度并且該溫度必須與預期的循環時間相協調。根據待處理的原料特征和預期的轉化率選擇液時空速或LHSV和氫氣分壓。最通常的，LHSV為約0.1h-1到10h-1和優選0.1h-1-5h-1和有利地為約0.2h-1到約2h-1。
與原料混合的氫氣總量很大程度上取決于步驟(b)的氫氣消耗以及送至步驟(a)的循環的凈化氫氣。但是，其通常為約100到約5000標準立方米(Nm3)/立方米(m3)液體原料和最通常約150到1000Nm3/m3。
在大量氫氣的存在下，步驟(d)的操作通常可能使氨的分壓降低。在本發明優選的情況下，氨分壓通常低于0.5MPa。
用降低的與硫化物催化劑穩定性相協調的硫化氫分壓進行操作同樣是有用的。在本發明優選的實施方案中，硫化氫的分壓通常低于0.5MP。
在加氫脫硫區域中，理想的催化劑必須具有強的加氫能力以實現產品的完全精制并獲得硫和氮的大大降低。按照本發明優選的實施方案，在相對低的溫度下操作加氫處理區域；這點導致朝著完全氫化的方向發展使產品的芳族化合物含量和其十六烷值得到改進并限制了焦化。在本發明的范圍內，在加氫處理區域使用單一的催化劑或同時或連續使用幾種不同催化劑。通常，該步驟在具有一個或多個催化劑床和具有下行液體流的一個或多個反應器中進行工業實施。
在加氫處理區域，使用至少一個加氫處理催化劑的固定床，該催化劑包括加氫脫氫(hydrodehydrogenating)功能和無定形的基質。催化劑優選使用的基質選自例如，氧化鋁、氧化硅、氧化硅-氧化鋁、氧化鎂、粘土和這些無機物中至少兩種的混合物。該基質同樣可以含有其它的化合物，例如選自氧化硼、氧化鋯、氧化鈦和磷酸酐的氧化物。最通常的，使用氧化鋁基質，更好地，γ-或η-氧化鋁。通過至少一種VIII族金屬，例如鎳和/或鈷，任選與VIB族金屬，例如鉬和/或鎢結合確保加氫功能。優選使用基于NiMo的催化劑。對于難于加氫處理的粗柴油和對于非常高的加氫脫硫水平，本領于技術人員知道基于NiMo的催化劑的脫硫作用優于CoMo催化劑，因為前者具有比后者更強的加氫功能。例如，可以使用的催化劑包含在無定性無機基質上的0.5到10wt％的鎳和優選1到5wt％的鎳(以氧化鎳NiO表示)，和1到30wt％的鉬和優選5到20wt％的鉬(以氧化鉬(MoO3)表示)。在一個有利的例子中，VI和VIII族金屬的氧化物的總含量通常為約5到約40wt％和通常約7到約30wt％，VI族金屬(一種或多種)和VIII族金屬(一種或多種)以金屬氧化物表示的重量比通常為約20到約1和最通常約10到約2。
催化劑同樣可以含有元素例如磷和/或硼。該元素可以加入基質或可以沉積在基質上。硅同樣可以沉積在基質上，單獨或與磷和/或硼一起。所述元素的濃度通常低于約20wt％(以氧化物計)和最通常低于約10wt％，和通常為至少0.001wt％。三氧化二硼B2O3的濃度通常為約0到約10wt％。
優選催化劑含有沉積在基質(例如氧化鋁)上的硅，任選還有沉積的P和/或B，還含有至少一種VIII族金屬(Ni、Co)和至少一種VIB族金屬(W、Mo)。
所得的加氫處理的流出物通過管(25)離開并送至分離區域(V)，其在圖1和2中通過虛線示出。
這里，其包括分離器(26)，優選冷分離器，其中氣相通過管(8)離開，液相通過管(27)離開，從而實現氣液分離。
將液相送入分離器(31)，優選汽提塔(stripper)，硫化氫在管(28)中離開從而除去，其最通常與粗汽油混合。通過管(30)排出粗柴油餾分，所述餾分滿足硫標準，即具有低于50ppm的硫，和通常低于20ppm的硫，或甚至低于10ppm的硫。然后任選處理H2S-粗汽油混合物以回收凈化的粗汽油餾分。還可以在分離器(31)的液面(level)實施分離，可通過管(29)排出粗汽油。
按照本發明的方法，還有利地包括用于兩個區域(II)和(IV)的氫氣循環回路，其對于兩個區域可以是獨立的，但是優選共用，現基于圖1進行描述。
處理含氫氣的氣體(區域(III)中分離的來自管(16)的氣相)以降低其硫含量和任選除去在分離期間能夠通過的烴化合物。
有利地并按照圖1，來自管(16)的氣相進入凈化和冷卻系統(36)。在經過噴射水洗滌之后將其送入空氣冷卻器，并通過來自空氣冷卻器下游低溫段的循環烴餾分部分冷凝。將來自空氣冷卻器的流出物送至分離區域，在那里將烴餾分和氣相餾分與水分離。
將部分循環的烴餾分送入分離區域(III)，有利地送至管(37)。
如果需要，將獲得并且從中已經除去烴化合物的氣相送入處理裝置以降低硫含量。有利地，用至少一種胺處理。
在一些情況下，僅處理部分氣相就夠了。在其它情況下，其全部都將被處理。
然后將這樣任選凈化的含氫氣的氣體送至凈化系統，該凈化系統可能獲得與補充氫氣純度相當的氫氣。
膜凈化系統提供一種基于滲透技術從其它輕氣體中分離氫氣的經濟的手段。一種可替換的系統可以是通過壓力變化而再生的吸附凈化，稱作變壓吸附(PSA)。同樣可以設想第三項技術或幾種技術的結合。
在凈化系統的出口，一個或多個管(5)和(6)使凈化氫氣循環至區域(I)，通常在一個或多個壓力水平下。還可以設想直接循環至區域(II)的進料(38)，在這種情況下，不再需要通過膜或PSA對該物流凈化。
這里已經描述了一種用于夾帶烴化合物分離的具體實施方案；本領域技術人員已知的任何其它的實施方案都是適用的。
在圖1的優選實施方案中，在區域(IV)的液面處，通過管(7)引入所有的補充氫氣。
按照另一個實施方案，可以在區域(IV)的液面處提供單獨地引入部分氫氣的管。
按照圖2所示的另一個實施方案，將來自第一壓縮級的壓縮氫氣經由管(41)送至直餾粗柴油加氫處理裝置40，來自第二壓縮級的壓縮氫氣經由管54送至溫和的加氫裂化反應器50。
區域(IV)，其能獲益于高純度氫氣的高流率，在非常接近總壓的氫氣分壓下操作，由于同樣的原因，在非常低的硫化氫和氨分壓下操作。這可能有利地降低總壓和用于獲得生產標準粗柴油必須的催化劑的數量，總體使投資最小化。
本發明的方法在包括以下反應區域的裝置中實施單個氫氣壓縮區域，其由n個壓縮級串聯組成，n為2到6，優選2到5，優選2到4，和更優選等于3，催化加氫轉化區域(II)，其由至少一個具有上升液體和氣體流的沸騰床反應器組成，由最后壓縮級供給氫氣，并經由管(11)連接至分離區域(III)，其由至少一個分離器(15)和至少一個蒸餾塔(18)組成，分離器分離出經由管(16)的富氫氣體和經由管(17)送至蒸餾塔(18)的液相，排出蒸餾的粗柴油餾分的管(21)連接至加氫處理區域(IV)，其由固定床加氫處理反應器組成，該反應器由中間壓縮級供給氫氣，其中流出物管(25)連接至分離區域(V)，其使氫氣排至最后的壓縮級。
因而，按照本發明的一個實施方案，裝置的例子在圖1中示出。
結合方法部分的描述，上文已經描述了各反應區域的細節。
按照一個具體的實施方案，在本發明的裝置中，中間壓縮級，圖2中的第一個，連接至直餾粗柴油加氫處理反應器(40)。
按照另一個實施方案，在本發明的裝置中，中間壓縮級，圖2中的第二個，連接至溫和的加氫裂化反應器(50)。
這兩個實施方案可以結合，如圖2所示。
按照另一個實施方案，在本發明的裝置中，中間壓縮級連接至高壓加氫裂化反應器(不顯示)。
裝置可以包括直餾粗柴油加氫處理反應器(40)、溫和的加氫裂化反應器(50)和高壓加氫裂化反應器中的一個或另一個、兩個或三個。
本發明還涉及單個多級氫氣壓縮器在用于重油原料在沸騰床中轉化的裝置中的用途。
將使用以下實施例解釋說明本發明，這樣實施例不是限制性的。
實施例實施例1在按照本發明(如圖1所示)具有單個、三級壓縮系統的裝置中，在沸騰床中實施Oural型(俄羅斯出口混合油)減壓渣油的轉化，并通過固定床加氫處理來聯產硫含量10ppm的中間餾分。
用于加氫轉化的催化劑是高轉化率、低沉積的NiMo型催化劑例如AXENS公司市售的催化劑HOC458。
實施加氫轉化直到沸點大于538℃的餾分轉化率為70％體積。
來自第三壓縮級的輸出氫氣供給沸騰床。
沸騰床的操作條件如下溫度425℃壓力17.7MPaLHSV0.315h-1出口(11)的H2分壓 71kg/cm2然后使用NiMo型催化劑例如AXENS公司市售的催化劑HR458實施固定床加氫處理。
來自第二壓縮級的輸出氫氣供給固定床。
固定床加氫處理反應器的操作條件如下溫度 350℃壓力 8.5MPa出口的H2分壓 71kg/cm2H2/原料 440Nm3/m3LHSV是固定的以在出口獲得10ppm的硫含量。
實施例2(用于比較)在專利申請(EP1312661)描述的裝置中，在沸騰床中實施與實施例1中處理的渣油相同的渣油轉化，并通過固定床加氫處理來聯產硫含量10ppm的中間餾分。
用于加氫轉化和加氫處理的催化劑與實施例1使用的催化劑相同。它們具有與實施例1相同的生命周期長度。
原料流速與實施例1相同。
在與實施例相同的條件下實施加氫轉化。
在以下條件下實施固定床加氫處理溫度350℃壓力17.2MPa出口的H2分壓 143kg/cm2H2/原料440Nm3/m3LHSV是固定的以在出口獲得10ppm的硫含量。LHSV低于實施例1的LHSV。
考慮到加氫處理反應器中壓力的降低，本發明能使設備投資顯著降低，尤其因為裝置的區域IV和V所用的全部設備在更低的壓力下操作。
因而，如果實施例2所用的裝置具有投資成本I，則用于按照本發明實施例1的裝置的投資成本為0.72I。按照兩個實施例所獲得產品的質量都是完全相同的。
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權利要求
1.一種重油原料的處理方法，該原料中80wt％具有大于340℃的沸點，其包括以下步驟(a)加氫轉化，在沸騰床反應器中，在以下條件下用上升的液體和氣體流操作溫度為300到500℃，相對催化劑體積的液時空速為0.1到10h-1，和在每m3原料50到5000Nm3氫氣存在下，沸點大于540℃的餾分的重量％轉化率為10-98重量％；(b)將步驟(a)獲得的流出物分離成含氫氣和H2S的氣體、含粗柴油的餾分和任選的重于粗柴油的餾分和粗汽油餾分；(c)加氫處理，使至少含步驟(b)中獲得的粗柴油的餾分與至少一種催化劑在以下條件下接觸溫度為200到500℃下，相對催化劑體積的液時空速為0.1到10h-1，和在每m3原料100到5000Nm3氫氣存在下；(d)將步驟(c)末端所得的流出物分離成含氫氣的氣體和至少一種硫含量低于50ppm的粗柴油餾分，加氫轉化步驟(a)在壓力P1下實施，加氫處理步驟(c)在壓力P2下實施，差壓ΔP＝P1-P2至少為3MPa，通過單個n級壓縮系統確保為加氫轉化步驟(a)和加氫處理步驟(c)提供氫氣，n大于或等于2。
2.按照權利要求1的方法，其中n為2到6。
3.按照權利要求2的方法，其中n為2到5。
4.按照權利要求3的方法，其中n為2到4。
5.按照權利要求4的方法，其中n等于3。
6.按照權利要求1的方法，其中步驟(d)中分離的粗柴油的硫含量低于20ppm。
7.按照權利要求6的方法，其中步驟(d)中分離的粗柴油的硫含量低于10ppm。
8.按照權利要求1的方法，其中ΔP為3到17MPa。
9.按照權利要求8的方法，其中ΔP為8到13MPa。
10.按照權利要求9的方法，其中ΔP為9.5到10.5MPa。
11.按照權利要求1的方法，其中在沸騰床催化加氫轉化步驟(a)中實施的壓力P1為10到25MPa。
12.按照權利要求11的方法，其中壓力P1為13到23MPa。
13.按照權利要求1的方法，其中在加氫處理步驟(c)中實施的壓力P2為4.5到13MPa。
14.按照權利要求13的方法，其中壓力P2為9到11MPa。
15.按照權利要求1的方法，其中n＝3和第一壓縮級的輸出壓力為3到6.5MPa，第二壓縮級的輸出壓力為8到14MPa和第三壓縮級的輸出壓力為10到26MPa。
16.按照權利要求15的方法，其中n＝3和第一壓縮級的輸出壓力為4.5到5.5MPa，第二壓縮級的輸出壓力為9到12MPa和第三壓縮級的輸出壓力為13到24MPa。
17.按照權利要求1的方法，其中n＝3和其中第二壓縮級的輸出氫氣供給加氫處理反應器。
18.按照權利要求1的方法，其中加氫處理反應器中的氫氣分壓P2H2為4到13MPa。
19.按照權利要求18的方法，其中P2H2為7到10.5MPa。
20.按照權利要求1的方法，其中氫氣的純度為84-100％。
21.按照權利要求20的方法，其中氫氣的純度為95-100％。
22.按照權利要求1的方法，其中供給最后壓縮級的氫氣為來自分離步驟(d)或分離步驟(b)的循環氫氣。
23.按照權利要求1的方法，其中來自中間壓縮級的輸出氫氣還可以在3到6.5MPa的壓力下供給由常壓蒸餾直接獲得的粗柴油即“直餾粗柴油”的加氫處理裝置。
24.按照權利要求22的方法，其中直餾粗柴油的加氫處理壓力為4.5到5.5MPa。
25.按照權利要求1的方法，其中來自中間壓縮級的輸出氫氣還可以在4.5到16MPa的壓力下供給溫和的加氫裂化裝置。
26.按照權利要求25的方法，其中溫和的加氫裂化的壓力為9到13MPa。
27.按照權利要求1的方法，其中來自中間壓縮級的輸出氫氣還可以在7到20MPa的壓力下供給高壓加氫裂化裝置。
28.按照權利要求27的方法，其中高壓加氫裂化的壓力為9到18MPa。
29.按照權利要求1的方法，其中來自中間壓縮級的輸出氫氣供給溫和的加氫裂化裝置，和由溫和的加氫裂化獲得的粗柴油餾分供給步驟(c)。
30.用于處理重油原料的裝置，包括以下反應區域單個氫氣壓縮區域，其由n個壓縮級串聯組成，n大于或等于2，催化加氫轉化區域(II)，其由至少一個具有上升液體和氣體流的催化沸騰床反應器組成，經由最后壓縮級供給氫氣，并經由管(11)連接至分離區域(III)，其由至少一個分離器(15)和至少一個蒸餾塔(18)組成，分離器分離出經由管(16)的富氫氣體和經由管(17)送至蒸餾塔(18)的液相，排出蒸餾的粗柴油餾分的管(21)連接至加氫處理區域(IV)，其由固定床加氫處理反應器組成，該反應器由中間壓縮級供給氫氣，其中流出物管(25)連接至分離區域(V)，其使氫氣排至最后的壓縮級。
31.按照權利要求30的裝置，其中n優選為2到6。
32.按照權利要求31的裝置，其中n優選為2到5。
33.按照權利要求32的裝置，其中n優選為2到4。
34.按照權利要求33的裝置，其中n優選等于3。
35.按照權利要求30的裝置，其中來自中間壓縮級的輸出物給直餾粗柴油加氫處理反應器供料。
36.按照權利要求30的裝置，其中來自中間壓縮級的輸出物給溫和的加氫裂化反應器(50)供料。
37.按照權利要求30的裝置，其中來自中間壓縮級的輸出物給高壓加氫裂化反應器供料。
全文摘要
本發明涉及沸騰床中轉化重油餾分及聯產低硫中間餾分的方法和裝置，重油餾分原料至少80wt％沸點大于340℃，該方法包括(a)加氫轉化，在沸騰床反應器中，用上升液體和氣體流操作，沸點大于540℃的餾分轉化率為10－98wt％；(b)將步驟(a)獲得的流出物分離成含氫氣和H
文檔編號C10G65/12GK101054534SQ20071009239
公開日2007年10月17日 申請日期2007年3月8日 優先權日2006年3月8日
發明者J·E·杜蒂, L·維斯多姆, A·格拉格納尼 申請人:Ifp公司