用于石脑油或馏出物生产的选择性加氢裂化方法 |
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| 申请号 | CN201180029145.9 | 申请日 | 2011-08-01 | 公开(公告)号 | CN102959055A | 公开(公告)日 | 2013-03-06 |
| 申请人 | 环球油品公司; | 发明人 | T·M·科万; V·K·默蒂; | ||||
| 摘要 | 用于从含 烃 原料选择性生产石脑油产物料流或中间馏出物料流的加氢裂化区，其采用固定催化剂并且改变引入该加氢裂化区的 氨 浓度 水 平。氨可通过在加氢处理反应器中的含烃原料中氮的反应、或者从外部氨源获得，当通过 汽提 区控制氨浓度，允许待引入加氢裂化区的氨浓度为0~50重量ppm时，生产石脑油料流，而待引入加氢裂化区的氨浓度为20~200重量ppm时，生产中间馏出物料流。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种以连续法选择性加氢裂化含烃原料的方法，包括：提供在预定温度和压力条件下操作的具有固定的加氢裂化催化剂体系的加氢裂化区，在具有至少有效生产具有第一沸程的第一加氢裂化产物的第一氨含量的含烃进料的存在下，该催化剂体系具有催化剂活性，并且在具有至少产生具有第二沸程的第二加氢裂化产物的第二氨含量的含烃进料存在下，该催化剂体系具有催化剂活性；提供具有氨含量的含烃进料，并且在催化剂体系上将进料通入加氢裂化区，以生产加氢裂化产物流出物；和调整含烃进料的氨含量以从加氢裂化区生产加氢裂化流出物，该区具有最低量的至少第一加氢裂化产物和最低量的至少第二加氢裂化产物，调整加氢裂化流出物的组分基本不中断加氢裂化区的操作并且基本不提高加氢裂化区的温度和压力。 |
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| 说明书全文 | 用于石脑油或馏出物生产的选择性加氢裂化方法[0002] 本申请要求了2010年8月9日递交的美国申请号12/852,984的优先权。发明领域 [0003] 本发明通常涉及由被引入具有固定催化剂的加氢裂化区中的烃原料选择性生产石脑油或中间馏出物的方法。 背景技术[0004] 炼油厂常常通过加氢裂化衍生自原油的烃原料生产合乎需要的产物如汽轮机燃料、柴油和其它被称为中间馏出物的产物，以及较低沸点的含烃液体如石脑油和汽油。最常经受加氢裂化的原料为通过蒸馏或热或催化方法回收自或衍生自原油的瓦斯油和重瓦斯油。典型的重瓦斯油包含相当一部分沸点高于371°C(700°F)的烃组分，通常至少50重量%沸点高于371°C(700°F)。典型的真空瓦斯油通常具有 315°C(600°F)~565°C(1050°F)的沸点。 [0005] 加氢裂化通常在氢气存在下，在升高的温度和压力条件下通过使瓦斯油或其他原料与合适的加氢裂化催化剂接触完成，以便生产含有精炼装置希望的烃产物分布的产品。加氢裂化反应器内操作条件和加氢裂化催化剂的选择影响加氢裂化产物的产率。 [0006] 另外，在进入加氢裂化区之前，首先可将烃原料引入加氢处理区，以除去原料中携带的各种杂质，例如氮和硫。术语“加氢处理”可指其中在主要对杂原子，例如硫和氮的除去以及某些芳烃的加氢呈活性的合适催化剂存在下，使用含氢气的处理气体的方法。烃原料常常在加氢处理催化剂的存在下，与附加的氢气料流一起被引入加氢处理区，以将原料的氮组分重整为氨以及将硫组分重整为硫化氢。 [0007] 通常在适当的催化剂上，在足以使重沸点材料转化为较低沸点材料的温度和压力下，将加氢处理的流出物料流引入加氢裂化区。 [0008] 或者，在足以从料流中除去氨和硫化氢组分的温度和压力下，可首先将加氢处理的流出物料流引入汽提区。然后通常在适当的催化剂上，在足以将原料转化为具有较低沸点组分的温度和压力下，将加氢处理的流出物料流引入加氢裂化区。 [0009] 如果汽提器中加氢处理的料流的氨含量没有被足够减小，那么氨杂质可能会降低加氢裂化区催化剂活性，极大地提高加氢裂化区中获得给定转化程度所需的温度。例如，一种此类调整是极大地提高加工温度以获得加氢裂化区中给定的转化程度。 [0010] 通常选择加氢裂化催化剂和工艺条件以将烃原料裂化为特定的所需产物、产物系列和/或产物组分。一旦加氢裂化方法开始，在催化剂持续使用期间很难改进所得催化剂活性和产物选择性，并且从而同样很难改进在加氢裂化运行期间生成的产物或产物组分。如果需要改变在加氢裂化运行期间的产物、产物系列和/或产物组分，那么通常必须停止生产以更换催化剂或进行其他类似工艺变化。 [0011] 例如，如果将加氢裂化器的操作设置为优先生产中间馏出物产物(例如沸点为121°C(250°F)~399°C(750°F))，那么加氢裂化器将包含在所需操作条件下适合于生产此类产物的催化剂。改变产物产量以促进石脑油生产(例如沸点为 10°C(50°F)~204°C(400°F))将需要暂停加氢裂化器操作以及更换催化剂和改变工艺操作条件，以相当大的花费和损失生产时间为代价。一个替代方案为调整操作条件，例如温度和压力条件。这通常不能足够地转变最终产物产率以提供大量的新的所需的产物而无需更换加氢裂化催化剂。 [0012] 发明概述 [0013] 本文公开的方法使用存在于或者被加入加氢裂化区的原料中的氨含量影响催化剂活性以及将含烃原料裂化为所需烃产物、产物系列、和/或烃组分的混合物(例如在中间馏出物或石脑油中发现的那些)的效率。在一个方面，在加氢裂化区中使用的氨为在加氢处理条件下和加氢处理催化剂的存在下，通过使含烃原料中的氮气与氢气料流反应而获得。因此，在这一方面，不需要从外部来源添加氨。然而，如果需要，可使用氨的外部来源补充或者代替由原料获得的氨。这一氨的外部来源可以氨水、无水氨、或另一种包含氮气的含烃原料形式。 [0014] 在一个方面，该方法(以及相关装置)提供从供入具有固定催化剂体系的加氢裂化区的含烃原料料流选择性生产烃产物料流。在另一个方面，烃产物料流可主要包含石脑油或者主要包含中间馏出物产物料流。所需的产物和/或产物系列通过控制引入具有含烃料流的加氢裂化区的氨浓度选择。因此，对加氢裂化区进行相对连续的操作，而在操作中无暂停以改变已在使用中的催化剂体系。 [0015] 在加氢裂化区的操作期间，所需产物料流可在优选的产物之间改变，而不实质改变加氢裂化区的初始操作条件。加氢裂化区可在以下条件下操作，包括204°C(400°F)~482°C(900°F)的温度和3.4MPa(500psig)~20.7MPa(3000psig)的压力，具有任何数量的通常用于生产石脑油或柴油组分的催化剂体系。 [0016] 改变加氢裂化区进料的氨浓度，为将原料转化为各种产物而无需改变现有固定催化剂体系做准备。催化剂的活性可根据引入体系的氨的量而改变，因此所需产物的产率可根据所得催化剂中活性变化而改变。 [0017] 在一个方面，当氨浓度以0~50重量ppm氨存在时，主要生成包含35~70重量%石脑油的石脑油料流。当氨浓度以10~200重量ppm存在时，主要生成包含20~80重量%中间馏出物或柴油的中间馏出物料流。 [0018] 通常，高氨浓度有利于中间馏出物的生产，而低氨浓度有利于石脑油产物的生产。氨浓度通过在高氨浓度下减慢催化剂活动(例如在一个方面产生中间馏出物)或通过用低氨浓度极小影响催化剂活动(例如在另一个方面产生石脑油)来影响催化剂。在一个方面，汽提区，例如强化热分离器(“EHS”)可根据工艺条件，例如148°C(300°F)~343°C(650°F)的温度，来控制氨浓度。在石脑油的情况下，需要较低的氨浓度，从而在EHS中的较高温度，即在该范围的上限温度下，驱使氨更低，因此它从氨中分离进入未直接供入方法的顶部料流。另一方面，当中间馏出物需要EHS中的较低温度即该范围的下限温度时，可以驱使氨进入底部料流液体产物，从而保持氨浓度高并且将含氨的流出物与烃原料料流一起供入加氢裂化器。加氢裂化区可在以下条件下操作，包括 204°C(400°F)~482°C(900°F)的温度和3.4MPa(500psig)~20.7MPa(3000psig)的压-1 力。催化剂LHSV为0.5~4.0hr 。 [0019] 在进入加氢裂化区之前，首先可将含烃原料引入加氢处理区以用氢气处理原料料流，从而将原料中存在的任何氮组分重整为氨，还将硫组分重整为硫化氢。这一反应可解决加氢裂化区的至少一部分氨来源。然后将来自加氢处理区的流出物引入汽提区，以除去来自烃料流的硫化氢和降低烃料流的氨含量，视情况而定，从加氢裂化器生产所需的最终产物。在另一个方面，可使用氨的外部来源补充提供给加氢处理区的氨，或如果需要，作为替代性的氨来源。 [0020] 在汽提之前，还可直接将加氢处理原料引入加氢裂化区。视情况而定，然后可将部分加氢裂化的流出物送至汽提区，以从烃料流除去硫化氢和调节烃料流的氨含量，以生产来自第二加氢裂化区的所需最终产物。将来自汽提区的烃料流引入第二加氢裂化区。在第二加氢裂化区中，根据催化剂体系上氨的效力和烃区条件，将烃产物料流裂化为所需产物(例如主要为石脑油或中间馏出物产物)。附图说明 [0021] 图1为氨浓度在汽轮机燃料产率(例如中间馏出物)上的影响图示。 [0022] 图2为本文记载的方法和工艺装置的优选实施方案的简化工艺流程图。 [0023] 上述图旨在示意性说明该方法和装置，而不是限制任何发明。 [0024] 详细说明 [0025] 加氢裂化催化剂活性以及从而产物选择性可受到加氢裂化反应环境中氨浓度的影响。在一个方面，高氨浓度，例如10~200重量ppm，有利于中间馏出物形成；然而以有效催化剂活性作为代价。在另一个方面，低氨浓度，例如0~50重量ppm，有利于石脑油形成，同时保持高或有效催化剂活性。首先选择和固定加氢裂化区催化剂以生产特定产物。当随后希望改变用特定的固定催化剂获得的最终产物，而不暂停方法并且不需要除去和用一种促进新产物料流的催化剂替代固定催化剂时，可调节加氢裂化区的氨浓度，以引起产物料流的这种变化，而未牺牲循环时间并且不需要替换固定催化剂。 [0026] 在本发明的一个方面，含烃原料料流优先裂化为石脑油沸程产物和/或中间馏出物沸程产物。石脑油产物或产物组合通常具有10°C(50°F)~204°C(400°F)的沸程并且主要包含5~9个碳原子的烷烃、烯烃和环状芳烃。中间馏出物产物通常具有 121°C(250°F)~399°C750°F)的沸程并且包含12个或更多个碳原子烷烃、烯烃和环状芳烃。 [0027] 在这一方面，加氢裂化区的进料料流首先通过加氢处理反应器，其中含烃料流中的氮物质与氢气料流反应生成氨。然后烃和氨流出物通过汽提区，并且选择汽提区的条件(例如温度和/或压力)以除去硫化氢和其它不希望的杂质，以及来自流出物的过量氢气，同时在流出物料流中获得或保持所需的氨含量。或者，烃和氨流出物可首先通过加氢裂化区。例如，当来自加氢裂化器的所需的最终产物优先为石脑油时，可选择较低的氨浓度。当所需的最终产物优先为中间馏出物时，可选择较高的氨浓度。然后使烃料流通入加氢裂化区，并且裂化为所需产物、产物组合和/或组分组合，取决于催化剂和加氢裂化区条件，包括氨含量在特定的催化剂体系上的影响。 [0028] 在该方法的一个方面，首先将选定的原料引入加氢处理反应区。该原料可包括含烃料流例如通过蒸馏或热和/或催化转化方法回收自或衍生自原油的瓦斯油和重瓦斯油。供入加氢处理区的原料可包含氮气，从而含氢气的处理气体可与原料中发现的氮物质反应，以将其转化为氨化合物。然而，如果需要的话，可使用氨的外部来源代替或补充从原料中获得的氨。这一氨的外部来源可以氨水、无水氨、或另一种含氮气的含烃原料的形式。另外，还可加入或选择附加的氮化合物用于原料以生成更大量的氨。典型的重瓦斯油包括大部分沸点高于371°C(700°F)的烃组分，通常至少50重量%沸点高于371°C(700°F)。 典型的真空瓦斯油通常沸程为315°C(600°F)~566°C(1050°F)。原料还可包含来自转化方法如流体催化裂化器的产物(即轻质循环油(“LCO”)、重质循环油(“HCO”)、澄清油浆(clarified slurry oil，“CSO”))、延迟或流化焦化器(焦化瓦斯油(coker gas oil，“CGO”)、重质焦化瓦斯油(“HCGO”))、溶剂脱沥青料(脱沥青油(“DAO”))、或其它在炼油厂内提供含烃原料的热和/或催化方法。 [0029] 在 一 个 方 面， 加 氢 处 理 反 应 条 件 可 包 括 温 度 为204°C(400°F)~482°C(900°F)、压力为3.4MPa(500psig)~20.7MPa(3000psig)、具有加-1 氢处理催化剂或加氢处理催化剂组合的新鲜含烃原料的液时空速为0.1~10hr 。 [0030] 用于本发明的合适的加氢处理催化剂为任何已知的常规加氢处理催化剂，并且可包括在高表面积载体材料，优选氧化铝上由至少一种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。其他合适的加氢处理催化剂可包括沸石催化剂以及贵金属催化剂，其中该贵金属选自钯和铂。在本发明的范围内，超过一种类型的加氢处理催化剂可被用于同一反应容器。VIII族金属典型地可以2~20重量%，优选4~12重量%的量存在。VI族金属典型地可以1~25重量%，优选2~25重量%的量存在。典型的加氢处理温度为204°C(400°F)~482°C(900°F)，压力为3.4MPa(500psig)~20. 7MPa(3000psig)，优选为6.9MPa(1000psig)~17.2MPa(2500psig)。 [0031] 在该方法的一个方面，由加氢处理反应区所得的流出物包含沸点为大于10°C(50°F)的气体和含烃化合物，还有硫化氢和氨。如果需要，流出物组分可彼此部分分离成为超过一种料流。在这一方面，将来自加氢处理区的流出物引入热高压汽提器，其中将流出物中的硫化氢分离和除去成为来自含烃化合物的分离料流。流出物料流的氨含量可根据所需产物通过需要石脑油料流时从烃类化合物中分离和除去不期望的氨，或者如果需要中间馏出物允许氨通过汽提器或支路来调整。如果需要生产最终加氢裂化产物，可保持汽提区的压力和温度，以便选择这些参数从加氢处理流出物中分离氨或者允许它基本上保留在流出物中。 [0032] 例如，如果需要选择性生产石脑油，那么优选较低的氨浓度，例如0~50重量ppm。例如，可将汽提区的条件设定为温度为204°~427°C(400°~800°F)，在一个方面为 260°~371°C(500°~700°F)，以使从加氢处理产物料流中除去的氨的量达到最大。汽提区中的压力可与加氢处理反应器中的相同。如果压力改变，不同的温度范围可适用于获得更低的氨浓度。在氨的这些范围下，可获得包含35~70重量%石脑油的产物料流。 [0033] 当需要选择性生产中间馏出物产物时，那么可需要显著的氨浓度，例如10~200重量ppm，并且改变汽提区的条件以最小化从加氢处理流出物中除去的氨的量。例如，可将汽提区的条件设置为93°~260°C(200°~500°F)的较低温度并且在一个方面为149°~204°C(300°~400°F)，以最小化自加氢处理产物料流除去的氨的量。压力可与加氢处理器中的相同。如果改变压力，不同的温度范围可适用于获得较高的氨浓度。或者，可完全绕过汽提区并且可直接将来自加氢处理区的含氨料流供入加氢裂化区。在氨的这些范围下，可获得包含20~80重量%中间馏出物的产物料流。 [0034] 在该方法的这一方面，来自汽提区的所得含烃料流包含沸点高于10°C(50°F)的含烃化合物、硫化氢和氨。可将该料流冷却至30°C(86°F)~60°C(140°F)的温度并且可将至少一部分料流引入加氢裂化区。可将新鲜的补充氢气以任何合适和便利的位置引入方法中。通常，在将原料料流引入加氢裂化区前从其中分离和除去硫化氢。除去的硫化氢的量将取决于具体应用和方法和产物的需要。在一个实例中，使用适当的汽提程序除去和回收大部分，至少90重量%的硫化氢。在另一个实例中，硫化氢的浓度降低至小于50重量ppm硫化氢。硫化氢的浓度降低至小于10重量ppm硫化氢同样可为合乎需要的。 [0035] 从汽提区中回收包含沸点大于10°C(50°F)的含烃化合物的至少一部分含烃料流并且将其与添加的氢气一起引入加氢裂化区。取决于所需的最终产物，如上所述，可将含附加氨或氮气的原料引入产物料流中以补充由上述加氢处理步骤产生的氨含量。视所需产物和工艺体系的情况而定，附加的氨可以液态(例如作为氢氧化氨)、气态形式，或其它形式加入。 [0036] 原料料流的氨含量可用于影响催化剂的性能。当氨浓度低或不存在时，加氢裂化区中的催化剂活性高并且相对不受低氨料流的影响，因此高催化剂活性对将进料裂化为较低沸点的烃，例如石脑油起有效作用。当氨浓度高时，催化剂活动受到高氨料流的影响而减慢，从而未裂化那样多的烃链并且主要产生中间馏出物化合物。 [0037] 不希望被理论束缚，认为高氨浓度降低催化剂上高酸性点的数目，从而降低催化剂活性并且主要生产中间馏出物料流。因此，催化剂活性越高，酸性越高，例如当氨浓度降低时，其导致二次裂化为较低沸点烃(即石脑油)的裂化效率越高，。 [0038] 如以上所讨论，在一个方面，当需要中间馏出物时，加氢裂化区的原料流可具有相对较高的总含氨量含量，例如为20~200重量ppm，生产至少40%的中间馏出物。在这一方面，可完全绕过汽提区或者在足够低的温度下操作以在料流中保持相当大量的氨和H2S。在另一个方面，如果需要石脑油，那么原料料流可包含0~50重量ppm氨，生产至少25%石脑油。在那一方面，在将汽提区流出物引入加氢裂化区前，可操作汽提区以除去相当大量的氨和H2S。由于低氨浓度，加氢裂化区的原料料流的转化率将升高以生产石脑油。如果利用两段加氢裂化区，底部料流(例如其包含中间馏出物或柴油)可再循环至同样在较低氨浓度下操作的第二阶段反应器，以便进一步将料流转化为石脑油。此外，可能需要附加成分例如附加的骤冷气，例如富氢气的气体、补充氢气、脱丁烷器和有效将最终产物料流转换为新产物料流的分馏容量。 [0039] 在该方法的此方面，加氢裂化区可包含一个或多个具有相同催化剂或不同固定催化剂的床，其对应用氨变化改变最终产物的转化率和/或反应特征做出响应。在一个方面，当所需产物为柴油或中间馏出物时，优选的加氢裂化催化剂采用与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分结合的非晶形基质或低水平沸石基质。在另一个方面，当优选的产物在汽油、或石脑油沸程中时，加氢裂化区包含催化剂，其通常包括上面沉积有极小比例的VIII族金属氢化组分的任何晶体沸石裂化基质。 [0040] 附加的氢化组分可选自用于与沸石基质合并的VIB族。沸石裂化基质在现有技术中往往作为分子筛提及并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子如钠、镁、-10钙、稀土金属等组成。它们进一步以4~14埃(10 米)的相对均匀直径的晶体孔为特征。 优选采用具有3~12的相对较高二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。自然界发现的合适的沸石例如包括丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石例如包括B、X、Y和L晶体型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石为-10 晶体孔径为8~12埃(10 米)的那些，其中二氧化硅/氧化铝摩尔比为4~6。落在优选的组的沸石的主要实例为合成的Y型分子筛。 [0041] 天然产生的沸石通常以钠形式、碱土金属形式、或混合形式发现。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂化基质，优选大多或所有初始沸石单价金属与多价金属和/或与铵盐离子交换，随后加热至与沸石结合的铵离子分解，在它们的位置剩余氢离子和/或通过进一步除去水而交换实际上被除去阳离子的点。具有这一属性的“去阳离子”或氢的Y型沸石更具体而言记载在US 3,130,006中。 [0042] 混合的多价金属-氢沸石可通过首先与铵盐离子交换，然后部分与多价金属盐反交换，然后煅烧制备。在有些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，可通过碱金属沸石的直接酸处理制备氢形式。优选的裂化基质为基于初始离子交换能力缺乏至少10%，优选至少20%的金属阳离子的那些。特别合乎需要和稳定种类的沸石为其中至少2%的离子交换能力被氢离子满足的那些。 [0043] 在本发明优选的加氢裂化催化剂中采用作为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，还可采用其他助催化剂与其结合，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。一般说来，可使用0.05~30重量%之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05~2重量%。用于并入氢化金属的优选方法为使沸石基质材料与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。加入选定的氢化金属之后，随后对所得催化剂粉末过滤、干燥、如果需要加入润滑剂、粘合剂等造粒，并且在例如700°~1200°F(371°~648°C)温度下的空气中煅烧，以便活化催化剂并且分解铵离子。或者可首先使沸石组分造粒，随后加入氢化组分并且通过煅烧活化。 [0044] 上述催化剂可以未稀释的形式采用，或者粉末沸石催化剂可与其他相对更低活性的催化剂、稀释剂或粘合剂如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等以5~90重量%的比例混合并且共造粒。这些稀释剂可这样使用或者它们可包含较小比例的附加的氢化金属如VIB族和/或VIII族金属。还可在本发明的方法中使用附加的金属助催化加氢裂化催化剂，其例如包括铝磷酸盐分子筛、晶体铬硅酸盐和其它晶体硅酸盐。 [0045] 在这些方面，就输出料流的烃组分的混合而言(例如烃链长分布、烷烃和石脑油含量等），加氢裂化催化剂和操作参数的选择影响催化剂活性、效率和选择性，并且从而影响来自加氢裂化区的产物输出。 [0046] 在另一方面，在加氢裂化区中与加氢裂化催化剂接触的含烃原料的加氢裂化可在氢气的存在下进行，优选在加氢裂化反应器条件下，包括温度为 204°C(400°F)~482°C(900°F)、压力为3448kPa表压(500psig)~20685kPa表压 -1 3 (3000psig)、液时空速(LHSV)为0.1~10hr ，以及氢气循环速率为337~4200标准m/ 3 m(2000~25,000标准立方英尺/桶(barrel))。在一个方面，加氢裂化区中的单程转化率可为30%~80%。更优选地，单程转化率可为40%~70%。 实施例 [0047] 真空瓦斯油(“VGO”)范围含烃原料首先被加氢处理，然后被引入汽提区，其中在第一实例中，来自加氢处理区的流出物被脱除氨和硫化氢，并且在第二实例中部分脱除。然后将剩余的液体料流送至在包含加氢裂化催化剂的低沸石上的加氢裂化区，其中液体料流被裂化成主要为中间馏出物料流。然后将加氢裂化反应器的流出物送至分馏区依据它们的沸程分离成各种产物。使沸点高于汽轮机范围，甚至通常高于中间馏出物范围的化合物部分再循环至加氢裂化区。汽轮机燃料为中间馏出物料流的子集并且为中间馏出物的最轻馏分。该中间馏出物可包含汽轮机燃料和柴油的沸程，因此沸点高于汽轮机范围的化合物为中间馏出物的剩余馏分，如柴油。 [0048] 图1比较了基于新鲜进料的汽轮机燃料产率(按体积%)作为氨浓度的函数。进料包含30~60重量ppm硫化氢。较低的氨浓度在3重量ppm左右徘徊，产出较少的77~82体积%的汽轮机燃料。控制较高的氨浓度为25重量ppm，产出较大的86~88体积%的汽轮机燃料。对于一个数据点，氨浓度为800重量ppm，其可归因于完全绕过汽提器的加氢处理流出物。它产出超过90体积%的汽轮机燃料。因此，很明显随着氨浓度增加，由于催化剂活性的降低而柴油的产物选择性增加。 [0049] 还注意到对于更低的氨浓度引起相同水平转化率的操作温度更低，而对于更高的氨浓度更高。 [0050] 附图详细说明 [0051] 图2为本发明优选实施方案的简化工艺流程图。该图旨在示意性说明本发明而非对其进行限制。 [0052] 将包含含烃料流，例如真空瓦斯油料流或馏出物料流的原料料流经由管线11引入方法。管线12中的氢气进料还可经由管线32直接与管线11中的原料料流合并。气体管线描绘为虚线。进料和氢气的掺混物经由管线14输送至方法。 [0053] 所得掺混物经由管线14输送至热交换器9。来自热交换器9的所得流出物经由管线15被输送至加热器7并且将加热的料流经由管线16通入加氢处理器1。将来自加氢处理器1的流出物经由管线17输送并且引入热交换器9。将所得流出物经由管线18引入可为汽提区并且可为强化热分离器的分离器3中，并且料流分离为主要包含轻质烃类和氢气的顶部料流，由线35表示，和主要包含重质烃类的底部料流，或液体产物料流，并且由线19表示。加氢处理进料可通过气体如氢气或分离器3中的蒸汽汽提或未汽提。将液体产物料流经由管线19从分离器3的底部除去。或者，可经由管线50完全绕过分离器3并且可将来自加氢处理区的含氨的料流直接供入加氢裂化区。在这一情况下，在管线18上的控制阀将关闭并且在线50上的控制阀将打开，因此将有效地绕过分离器3，这样管线19同时载有气体和加氢处理油。在这一替代方案中，没有液流穿过管线35。 [0054] 管线19中的液体产物料流任选地与下文记载的经由管线40输送的产物分离器再循环流出物掺混和/或任选与绕过分离器3的来自管线18的加氢处理进料掺混，其中所得掺混物通过管线20运输。所得掺混物由管线19的液体产物料流和任选的包含重质烃类和/或加氢处理的进料料流50的再循环料流组成，并且与经由管线33传输的在下文中记载的氢气料流结合，然后将所得掺混物经由管线21输送至热交换器45并且然后将来自热交换器45的流出物经由管线22引入加热器8。然后将离开加热器8的料流经由管线23引入加氢裂化器2。 [0055] 将加氢处理的原料料流经由管线23引入加氢裂化器2，并且还可将附加的氢气料流经由管线31引入加氢裂化器2。然后将来自加氢裂化器2的流出物经由管线24引入热交换器45并且经由管线25引出。然后使来自热交换器45的加氢裂化器流出物通过热高压分离器46，其中来自分离器46的底部料流47主要包含重质烃类并且经由管线49供入可为汽提器的分离器5。如果用作汽提器，可将蒸汽供入汽提器的下端以便帮助分离。来自分离器46的顶部料流48主要由馏出物和轻质烃类组成，并且与来自可为强化热分离器的汽提器3顶部的表示为35的架空管道中的流出物结合，并且进一步经由管线36与水洗结合，然后冷却所得混合物并且经由管线37引入冷分离器4。使来自冷分离器4的主要包含轻石脑油和重质烃类的底部流出物经由管线34和49通过分离器5，同时包含再循环气体的顶部料流26经由管线26离开冷分离器4并且通过压缩机6。使流出物底部料流34与来自分离器46的流出物底部料流47结合并且将所得混合物经由管线49引入分离器5并且在分离器5中分离为经由管线39的富含石脑油和馏出物的流出物底部料流，以及经由管线38的顶部排出气体料流。然后将管线39中的流出物底部料流引入产物分离器10，其中流出物底部料流1被分离成管线4的丁烷，在管线42的石脑油、管线43的轻质/中等馏出物，以及管线44的中等/重馏出物。由产物分离器10的底部提供重质烃料流。重质烃的再循环料流任选通过将其引入来自汽提器3的底部流出物，经由管线40循环回至加氢裂解法的开始。如果再循环重质烃，打开管线40上的控制阀。可将未在管线40中循环的重质烃回收为管线51中的产物。回收的重质产物通过管线51上的开口控制阀。 [0056] 将管线40的任选的再循环料流与管线19中的产物料流混合并且经由管线20输送掺混物。管线12引入的氢气进料可经由管线33输送并且与管线21的再循环料流和汽提器底部物结合，然后可继续通过方法并且进入加氢裂化器2。 [0057] 冷分离器4具有包含经由管线26离开冷分离器4并且通过压缩机6的再循环气体的顶部料流。再循环气体料流通过压缩机6，经由管线27引出并且可经由管线28被引入加氢处理器1，和/或可经由管线29和31被引入加氢裂化器2。对于引出压缩机6的料流27的再一个选择方案为将料流27与氢气原料料流12合并，以便经由管线30将再循环气体料流传输以在管线32和/或管线33与氢气形成掺混物，其中在前者中其与氢气一起输送至加氢处理器1，在后一管线中其与氢气一起输送至加氢裂化器2。 [0058] 上述描述和附图清楚地说明本发明方法包括的优点并且其使用提供的好处。 |
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