烃原料的加氢裂化方法 |
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| 申请号 | CN201910343507.X | 申请日 | 2019-04-26 | 公开(公告)号 | CN110408427B | 公开(公告)日 | 2022-11-08 |
| 申请人 | IFP; 新能源公司; | 发明人 | T.普伦内沃; T.戈捷; P.布尔热; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及将 烃 原料加氢裂化的方法，包括：A.所述原料的加氢处理HDT，B.采用分离装置对来自步骤A的流出物进行气/液分离S1，所述分离装置包括被分隔成上游脱气隔室和下游 汽提 隔室的腔室，通过在分隔所述隔室的内壁中形成的开口和/或通过在所述内壁的上方溢流使经脱气的液体从脱气隔室流至汽提隔室，C.在步骤B中获得的气态流出物和外部原料的加氢 脱硫 HDS，D.由步骤B产生的液态流出物的第一加氢裂化HCK1，E.来自步骤D的液态流出物和来自步骤C的液态流出物的气/液分离S2，F.来自步骤E的液态流出物的 分馏 ，G.来自步骤F的未转化的液态馏分的第二加氢裂化HCK2。 | ||||||
| 权利要求 | 1.将含有至少80体积％的沸点高于340℃的化合物的烃原料加氢裂化的方法，所述方法包括至少以下步骤： |
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| 说明书全文 | 烃原料的加氢裂化方法技术领域[0001] 重质石油馏分的加氢裂化是炼油中的一种关键方法，该方法可以由过剩和不易改质的重质原料生产较轻质的馏分(例如汽油、喷气燃料和轻质瓦斯油)，炼油商正在寻找这样的方法以调整他的生产满足需求。一些加氢裂化方法还可以获得高度纯化的渣油，其可以构成油的优异基料或例如在催化裂化单元中易于改质的原料。加氢裂化方法特别针对的流出物之一是中间馏分油或MD(含有瓦斯油馏分和煤油馏分的馏分)。 [0002] 将真空馏分油或VD加氢裂化的方法可以产生比VD本身更易改质的轻质馏分(瓦斯油、煤油、石脑油等)。该催化方法不能使VD完全转化为轻质馏分。因此在分馏之后，仍残留或多或少显著比例的未转化的VD馏分，称为UCO或未转化的油。为了提高转化率，可以在加氢处理反应器的入口处或在加氢裂化反应器的入口处将该未转化的馏分再循环。在加氢处理反应器入口处或在加氢裂化反应器入口处将未转化的馏分再循环既可以提高转化率，又可以提高对瓦斯油和煤油的选择性。在保持选择性的同时提高转化率的另一种途径是在回路中增加转化反应器或加氢裂化反应器，以将未转化的馏分再循环至高压分离段。该反应器和相关的再循环构成第二加氢裂化步骤。由于该反应器位于分馏段的下游，因此它在不太多的硫(H2S)和不太多的氮的情况下操作，这使得可以任选地使用对硫的存在较不敏感的催化剂，同时提高方法的选择性。 [0003] 这是因为“两步”加氢裂化包括第一步骤，其具有如同“单步”法一样的实施原料的加氢精制的目的，而且还获得通常为约30％‑70％的转化率。随后对由第一步骤产生的流出物实施分馏(蒸馏)，其目的是将转化产物与未转化的馏分分离。在两步加氢裂化方法的第二步骤中，仅处理在第一步骤期间未转化的原料的馏分。在等同的总转化程度下，这种分离可以使得两步加氢裂化方法对于柴油而言比单步法更具选择性。这是因为转化产物的中间分离防止它们在第二步骤中经由加氢裂化催化剂被“过度裂化”而产生石脑油和气体。此外，应当注意的是，在第二步骤中处理的原料的未转化馏分通常含有非常少量的NH3和通常小于20重量ppm、实际上甚至小于10重量ppm的有机含氮化合物。 [0004] 瓦斯油的加氢脱硫方法可以减少瓦斯油馏分中存在的硫的量，同时使原料转化成较轻质的产物(气体、石脑油)的程度最小化。加氢脱硫的原料可以包括例如直馏瓦斯油或由原油的常压分馏产生的瓦斯油、轻质真空瓦斯油或轻质真空馏分油、LCO或由转化方法(FCC、焦化器等)产生的馏分油、由生物质的转化(例如酯化)产生的瓦斯油原料，单独地或作为混合物使用。该方法所需的氢气分压低于加氢裂化器中的氢气分压。这两种方法通常存在于同一个炼油厂且未被集成。然而，它们基于非常类似的处理方案，其由或多或少复杂的原料炉、固定床反应器、氢气再循环压缩机和高压分离段构成。 背景技术[0006] 专利US‑7 686 941涉及多种原料的同时加氢裂化。它描述了使用加氢处理反应器下游的液/气分离的方法。例如在加氢脱硫反应器中处理来自分离器的气体流出物，在加氢裂化反应器中处理液体流出物。外部原料可以与这两种流出物混合，以在前面的反应器下游的反应器中进行共处理。分离步骤仍为常规的且未详细描述。 [0007] 此外，存在大量的分离器设计，包括例如在专利EP 1 086 734中描述的分离器设计，其提供了具有三个不同段的分离： [0010] ‑ 最后是在第三段中限制液体涡流形成的系统。 [0011] 该分离器有效；然而，它仍然有待改善，特别是在待分离产物的相对挥发性低的情况下。 [0012] 因此，本发明的目的是改善两步加氢裂化方法。本发明的目的特别是限制原料为瓦斯油类型时其在加氢处理步骤中的裂化，并改善所述方法的中间馏分油的选择性和收率。 发明内容[0013] 本发明包括使用插入第一加氢裂化步骤中的新型气/液分离器将瓦斯油的两步加氢裂化方法与加氢脱硫方法集成，这可以特别回收在所述分离器的上游形成的柴油的至少一部分。在加氢脱硫段中处理来自分离器的顶部产物，在加氢裂化段中处理来自分离器的底部产物。本发明可以提高中间馏分油MD的收率，同时防止来自分离器顶部的化合物“过度裂化”。 [0014] 因此，在本发明的上下文中已经发现，与将VGO型原料和瓦斯油型原料直接作为两步加氢裂化方法的混合物进行共处理相比，在第一加氢裂化步骤中以中间方式使用这样的分离器可以： [0015] ‑ 限制位于分离器下游的第一加氢裂化步骤的第二部分中的瓦斯油型原料的裂化，并使所述方法的选择性最大化， [0016] ‑ 限制位于分离器下游的第一加氢裂化步骤的第二部分中的氮和硫的浓度，这优化了所述步骤， [0017] ‑ 从而提高所述方法的中间馏分油的选择性和收率。 [0018] 更特别地，本发明的主题首先是将含有至少20体积％、优选至少80体积％的沸点高于340℃的化合物的烃原料加氢裂化的方法，所述方法包括至少以下步骤： [0019] A.所述原料的加氢处理HDT，其在氢气和至少一种加氢处理催化剂的存在下实施，[0020] B.采用分离装置对来自步骤A的流出物进行气/液分离S1，所述分离装置包括被分隔成上游脱气隔室和下游汽提隔室的腔室，通过在分隔所述隔室的内壁中形成的至少一个开口和/或通过在所述内壁的上方溢流使经脱气的液体从脱气隔室流至汽提隔室，从而一方面获得包含氢气和中间馏分油MD馏分的气态流出物，另一方面获得液态流出物，[0021] C.在步骤B中获得的气态流出物和中间馏分油MD型，例如瓦斯油型的外部液体烃原料的加氢脱硫HDS， [0022] D.在氢气和加氢裂化催化剂的存在下，由步骤B产生的液态流出物的第一加氢裂化HCK1， [0023] E.在步骤D中获得的液态流出物和在步骤C中获得的液态流出物的第二气/液分离S2，以产生液态流出物和包含至少氢气的气态流出物， [0024] F.将由步骤E产生的液态流出物分馏成至少一种包含具有低于340℃的沸点的转化的烃产物的流出物和具有高于340℃的沸点的未转化的液态馏分， [0025] G.在氢气和加氢裂化催化剂的存在下，由步骤F产生的未转化的液态馏分的第二加氢裂化HCK2。 [0026] 优选地，步骤B采用分离装置对步骤A中获得的流出物实施第一气/液分离S1，所述分离装置包括： [0027] ‑ 通过外壁界定的包括外部流体入口、外部液体出口和外部气体出口的单个腔室，所述腔室沿着基本垂直或倾斜的轴定向并使用基本沿着所述轴定向的至少一个腔室内壁分隔成至少两个隔室， [0028] ‑ 所述隔室包括上游脱气隔室和下游汽提隔室， [0029] ‑ 脱气隔室一方面与待分离的流出物的外部入口流体连接，另一方面与第一气体出口和经脱气的液体出口流体连接， [0030] ‑ 汽提隔室与所述经脱气的液体的入口、汽提介质入口、第二气体出口和液体出口流体连接， [0031] ‑ 第一气体出口和第二气体出口与所述腔室的外部气体出口流体连接，[0032] ‑ 汽提隔室的液体出口与所述腔室的外部液体出口流体连接， [0033] ‑ 通过在分隔所述隔室的内壁中形成的至少一个开口和/或通过在所述内壁的上方溢流使经脱气的液体从脱气隔室的出口流至汽提隔室的入口，从而一方面获得包含氢气和中间馏分油MD馏分的气态流出物，另一方面获得液态流出物。 [0034] 因此，本发明的一个优点是开发了将瓦斯油的两步加氢裂化方法与加氢脱硫方法集成的方法，这可以限制瓦斯油型原料和在第一加氢处理步骤期间形成的中间馏分油的裂化，从而使所述方法的中间馏分油的选择性和收率最大化。 [0035] 本发明的另一个优点是开发了这样的方法，该方法通过使用改善的分离器可以限制与步骤D的至少一部分加氢裂化催化剂接触的二硫化氢和氨的量，这两种化合物是催化剂的抑制剂，它们倾向于限制催化剂的活性和/或催化剂的选择性。 [0037] 优选地，根据本发明的方法还提供了在至少一个以下步骤：加氢处理HDT步骤A、加氢脱硫HDS步骤C、第一加氢裂化HCK1步骤D中再循环在分离S2步骤E中获得的包含至少氢气的气态流出物之前，将其压缩的步骤H。 [0038] 优选地，将加氢裂化HCK2步骤G中获得的流出物的至少一部分送至分离S2步骤E中进行分离。 [0039] 有利地，在所述方法中处理并被送至加氢处理步骤A的烃原料选自含有至少20体积％、特别是至少80体积％的沸点高于340℃、特别是沸点为370‑580℃的化合物(也就是相当于含有至少15‑20个碳原子的化合物)的烃原料。 [0040] 有利地，在所述方法中处理并被送至加氢处理步骤A的烃原料选自真空馏分油VD(或真空瓦斯油VGO)，例如由原油的直接蒸馏或由转化单元(例如FCC、焦化器或减粘裂化)产生的瓦斯油，以及由从润滑油基料中提取芳烃的单元产生的原料或由润滑油基料的溶剂脱蜡产生的原料，或者由ATR(常压渣油)和/或VR(真空渣油)的脱硫或加氢转化产生的馏分油，或者所述原料可有利地是脱沥青油，或由生物质产生的原料或上述原料的任何混合物。上述列表是非限制性的。总的来说，所述原料具有大于340℃、优选大于370℃的起始沸点。 [0041] 所述烃原料可含有杂原子，例如硫和氮。氮含量通常为1‑8000重量ppm，更通常为200‑5000重量ppm，硫含量为0.01重量%‑6重量%，更通常为0.2重量%‑5重量%，更优选为0.5重量％‑4重量％。 [0042] 在根据本发明的方法中处理并被送至步骤A的所述原料可任选地含有金属。在根据本发明的方法中处理的原料的镍和钒的累积含量优选小于1重量ppm。沥青质含量通常小于3000重量ppm，优选小于1000重量ppm，更优选小于200重量ppm。 [0044] 根据本发明，在至少一种加氢处理催化剂的存在下实施加氢处理步骤A。优选地，所述加氢处理催化剂选自本领域技术人员已知的常规加氢处理催化剂。优选地，所述加氢处理步骤A有利地在常规加氢精制条件下实施，特别是在氢气和加氢处理催化剂的存在下、‑1在200‑400℃、特别是200‑390℃的温度、2‑16MPa的压力、0.2至5h 的空速下并采用使得氢气的升数/烃的升数的体积之比为100‑2000l/l的引入的氢气量实施。 [0045] 可以有利地使用常规的加氢处理催化剂，优选其含有至少一种无定形载体和至少一种选自第VIb族和第VIII族的至少一种非贵金属元素的加氢/脱氢元素，通常为至少一种来自第VIb族的元素和至少一种来自第VIII族的非贵金属元素。优选地，所述无定形载体是氧化铝或二氧化硅/氧化铝。优选的催化剂选自氧化铝上的NiMo催化剂和二氧化硅/氧化铝上的NiMo或NiW催化剂。 [0046] 在根据本发明的方法的步骤A中使用的这些操作条件通常可以实现与将其注入下游加氢裂化步骤中相当的将有机氮转化成氨的转化水平：由加氢处理步骤A产生并进入分离步骤B的流出物的氮含量优选小于300重量ppm，优选小于50重量ppm。 [0047] 优选地，在320‑450℃的温度、3‑20MPa的压力、0.2至4h‑1的空速下并采用使得氢气的升数/烃的升数的体积之比为200‑2000l/l的引入的氢气量来实施第一加氢裂化HCK1步骤D和/或第二加氢裂化HCK2步骤G。 [0048] 优选地，在加氢裂化HCK2步骤G中使用的由步骤F产生的未转化的液态馏分包含至少95重量％的沸点为150‑380℃的化合物。 [0049] 有利地，在加氢脱硫HDS步骤C中处理的外部液体烃原料选自由原油的直接蒸馏产生的直馏瓦斯油、轻质真空瓦斯油或轻质真空馏分油以及由焦化单元产生的液体烃原料、优选焦化器瓦斯油、由减粘裂化单元、由蒸汽裂化单元和/或由催化裂化(流化催化裂化)单元产生的液体烃原料、优选LCO(轻质循环油)、或由催化裂化单元产生的轻质瓦斯油和由生物质的转化产生的瓦斯油原料，将所述原料单独地或作为混合物使用。剩余的原料由至少一种在分离S1步骤B中获得的气态流出物组成的烃原料和氢气构成。 [0050] 优选地，所述分离装置S的腔室包括在前两个隔室a、b的下游并在腔室中设置在它们的上方的第三洗涤隔室c，并任选地包括聚结垫。 [0051] 有利地，采用以下连续的子步骤来实施分离S1步骤B： [0052] ‑ 通过使流体在第一脱气隔室a中更接近其热力学平衡而将待分离的流体脱气成液相和气相的步骤， [0054] ‑ 通过注入洗涤介质，以在洗涤隔室c(当其存在时)中使由脱气步骤和/或汽提步骤产生的重质化合物冷凝任选地进行洗涤的步骤。 [0055] 优选地，实施分离S1步骤B以将流体在脱气隔室a和/或汽提隔室b和/或洗涤隔室c(当其存在时)中流动的截面选择成足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度、优选低于所述临界速度的90％或低于80％。 [0056] 优选地，在根据本发明在高温高压下操作、在50‑450℃、优选100‑400℃、更优选200‑300℃的温度、相当于因压降而减小的在加氢处理步骤A中获得的流出物的出口压力的压力下操作的分离器(在本发明中也称为分离装置)中实施气/液分离步骤B。 [0057] 分离器的创新设计可以限制送至步骤D的溶解的中间馏分油的量。中间馏分油是所述方法的目标产物并且将它们送至步骤D将导致它们部分过度裂化。步骤B的这种新型分离器可以使所述方法的选择性和中间馏分油的收率最大化。此外，该分离器可以限制送至步骤D的二硫化氢和氨的量：这些组分是加氢裂化反应的抑制剂；对于等同的催化循环时间而言，不将它们送至步骤D可以通过降低停留时间来改善该步骤的处理，所述循环时间被定义为两次催化剂的替换之间的时间。这种新型分离器还可以限制供入其中实施步骤D的段的体积流量，这对减小该段的体积和因此与该段的设计相关的资金成本具有直接影响。 [0058] 优选地，注入根据本发明的分离器中的汽提物流对应于加氢裂化方法的补充氢气的流量。任选地，汽提介质物流可以由轻质(C1‑C4)烃、轻质汽油或在分离器的操作条件下的任何其他蒸气物流构成。 [0059] 优选地，当根据本发明的分离器还包括洗涤隔室时，注入所述分离器中的洗涤油物流是由分馏步骤F产生的物流，例如未转化的油的一部分、或者在步骤F采用真空蒸馏实施的情况下的真空馏分油物流。所述洗涤油物流也可以是脱沥青油(DAO)、由催化裂化产生的芳族油或与步骤C和步骤D相容的任何其他原料。特别地，所述洗涤油应优选贫含氮化合物，优选具有小于300重量ppm、优选小于50重量ppm的氮含量。 [0060] 根据本发明，在至少一种加氢裂化催化剂的存在下实施加氢裂化HCK1步骤D。优选地，所述加氢裂化催化剂选自本领域技术人员已知的常规加氢裂化催化剂。加氢裂化方法中使用的加氢裂化催化剂全都是将酸官能与加氢官能组合的双官能型催化剂。 [0061] 酸官能由表现出表面酸性的具有高表面积(通常为150至800m2·g‑1)的载体提供，例如卤化(特别是氯化或氟化)氧化铝、氧化硼和氧化铝的组合、无定形二氧化硅/氧化铝和沸石。 [0062] 加氢官能由来自元素周期表第VIII族的一种或多种金属或由来自元素周期表第VIb族的至少一种金属和来自第VIII族的至少一种金属的组合提供。优选地，一种或多种加氢裂化催化剂包含加氢官能，其包含至少一种选自铁、钴、镍、钌、铑、钯和铂的来自第VIII族的金属(优选钴和镍)和/或至少一种选自铬、钼和钨的来自第VIb族的金属(优选选自钼和钨)，单独地或作为混合物。优选地，一种或多种加氢裂化催化剂中的来自第VIII族的金属的含量有利地为0.5重量％‑15重量％，优选2重量％‑10重量％，所述百分数表示为氧化物的重量百分数。优选地，一种或多种加氢裂化催化剂中的来自第VIb族的金属的含量有利地为5重量％‑25重量％，优选15重量％‑22重量％，所述百分数表示为氧化物的重量百分数。 [0063] 一种或多种催化剂还可任选地包含至少一种沉积在催化剂上并且选自磷、硼和硅的助催化剂元素、任选地至少一种来自第VIIa族的元素(优选氯，氟)、任选地至少一种来自第VIIb族的元素(优选锰)、任选地至少一种来自第Vb族的元素(优选铌)。 [0064] 优选地，步骤D中使用的一种或多种加氢裂化催化剂包含选自氧化铝、二氧化硅/氧化铝和沸石(优选选自沸石Y)、优选选自二氧化硅/氧化铝和沸石的酸官能。步骤D中使用的优选催化剂包含至少一种来自第VI族的金属和/或至少一种来自第VIII族的非贵金属、沸石Y和氧化铝，并优选由其组成。甚至更优选的催化剂包含镍、钼、沸石Y和氧化铝，并优选由其组成。另一种优选的催化剂包含镍、钨、氧化铝或二氧化硅/氧化铝，并优选由其组成。 [0065] 在根据本发明的方法的步骤D中，转化成具有低于340℃、甚至低于370℃的沸点的产物的转化率有利地大于20％，优选大于30％，更优选为30％‑80％，优选40％‑60％。 [0066] 根据本发明，所述方法包括对由步骤D产生的流出物、优选作为与由步骤C产生的流出物的混合物实施气/液分离的步骤E，以产生液态流出物和包含至少氢气的气态流出物。优选地，在50‑450℃、优选100‑400℃、更优选200‑300℃的温度、在相当于因压降而减小的步骤A的出口压力的压力下操作的高温高压分离器中实施气/液分离步骤E。 [0067] 根据本发明，所述方法包括任选但优选的压缩步骤H，在压缩步骤中将分离步骤E中获得并且包含至少氢气的气态流出物压缩，然后将其在至少加氢处理步骤A中再循环。步骤H的用途是实现气体在上游、即在加氢处理步骤A中，因此在较高的压力下再循环。 [0068] 在将包含至少氢气的气态流出物引入压缩步骤H之前或之后，可以有利地将其与补充氢气（优选经由补充氢气压缩机）混合。 [0069] 根据一种替代形式，还可以有利地将包含至少压缩氢气的气态流出物的一部分送至步骤A、步骤D和/或步骤C。 [0070] 根据本发明，所述方法包括将由步骤E产生的液态流出物分馏成至少一种包含具有低于340℃、优选低于370℃、优选低于380℃的沸点的转化的烃产物的流出物和具有大于340℃、优选大于370℃、优选大于380℃的沸点的未转化的液态馏分(也称为UCO或未转化的油)的步骤F。 [0071] 优选地，所述分馏步骤F包括第一分离步骤，所述第一分离步骤包括分离装置，例如气液分离罐或蒸汽汽提器，其优选在0.5‑2MPa的压力下操作，其目的是实施硫化氢H2S与在加氢处理步骤A或加氢裂化步骤D和加氢裂化步骤G期间产生的至少一种烃流出物的分离。可以有利地对由该第一分离产生的烃流出物实施常压蒸馏，并且在一些情况下，实施常压蒸馏和真空蒸馏的组合。蒸馏的目的是实施转化的烃产物、也就是通常具有低于340℃、优选低于370℃、优选低于380℃的沸点的转化的烃产物和未转化的液态馏分(渣油)(UCO)之间的分离。根据另一种替代形式，分馏步骤F仅采用常压蒸馏塔实施。 [0072] 有利地在大气压下将具有低于340℃、优选低于370℃、优选低于380℃的沸点的转化的烃产物蒸馏，以获得若干种具有至多340℃的沸点的转化的馏分、优选轻质C1‑C4气体馏分、至少一种汽油馏分和至少一种煤油和瓦斯油中间馏分油馏分。将含有具有大于340℃、优选大于370℃、优选大于380℃的沸点的产物且由蒸馏产生的液态馏分，即未转化的渣油(UCO)至少部分并且优选全部引入根据本发明方法的第二加氢裂化HCK2步骤G中。 [0073] 可有利地对残余液态馏分实施排出（bleeding），以防止存在于重质馏分的再循环回路中的重质多芳族产物(HPNA)的积累。这是因为在其在第二加氢裂化HCK2步骤中再循环过程中逐渐形成HPNA，并且这些重质芳族组分在第二加氢裂化步骤的回路中再循环的结果是其分子量增加。所述再循环回路中的HPNA的存在最终可导致一定的压降：因此，排出被证明可以用于限制这些HPNA产物的积累。 [0074] 根据本发明，所述方法包括任选排出的由分馏步骤F产生的所述未转化的液态馏分的加氢裂化HCK2的步骤G。在氢气和加氢裂化催化剂的存在下、优选在250‑480℃的温度、‑12‑25MPa的压力、0.1至6h 的空速下并采用使得氢气的升数/烃的升数的体积之比为100‑ 2000l/l的引入的氢气量来实施该步骤G。 [0075] 优选地，在320‑450℃、非常优选330‑435℃的温度、3‑20MPa、非常优选9‑20MPa的‑1压力、0.2至3h 的空速下实施根据本发明的加氢裂化步骤G。 [0076] 在根据本发明的方法的步骤G中使用的这些操作条件通常可以获得每遍转化成具有低于340℃、优选低于370℃、优选低于380℃的沸点的产物的大于15重量%，更优选为20重量％‑95重量%的转化率。然而，每遍的转化率优选保持低，以使所述方法获得沸点为150‑370℃的产物(中间馏分油)的选择性最大化。每遍的转化率受到经由第二加氢裂化HCK2步骤回路的高再循环程度的限制。该程度被定义为步骤G的进物流量与步骤A的原物流量之比；优选地，该比率为0.2‑4，优选0.5‑2。 [0077] 根据本发明，在至少一种加氢裂化催化剂的存在下实施加氢裂化HCK2步骤G。优选地，第二步骤加氢裂化催化剂选自本领域技术人员已知的常规加氢裂化催化剂，其已在上文中关于步骤D中使用的加氢裂化催化剂提及。在所述步骤G中使用的加氢裂化催化剂可与加氢裂化HCK1步骤D中使用的加氢裂化催化剂相同或不同；优选不同。 [0078] 优选地，步骤G中使用的一种或多种加氢裂化催化剂包含选自氧化铝、二氧化硅/氧化铝和沸石(优选选自沸石Y)、优选选自二氧化硅/氧化铝和沸石的酸官能。 [0079] 步骤G中使用的优选催化剂包含至少一种来自第VI族的金属和/或至少一种来自第VIII族的非贵金属、沸石Y和氧化铝，并优选由其组成。甚至更优选的催化剂包含镍、钼、沸石Y和氧化铝，并优选由其组成。另一种优选的催化剂包含镍、钨和氧化铝或二氧化硅/氧化铝，并优选由其组成。 [0080] 在一个具体的实施方案中，可以有利地将由加氢裂化HCK2步骤G产生的至少一部分且优选全部流出物送至专用于产生液态流出物和包含至少氢气的气态流出物的分离步骤。在这种情况下，在与步骤G的出口温度和出口压力相容的压力和温度下操作、也就是优选在200‑390℃的温度、2‑25MPa的压力下操作的高温高压分离器中实施所述第二气/液分离步骤E。在这种情况下，可以有利地在加氢裂化步骤G中再循环由专用分离步骤产生的液态流出物。 [0081] 根据一种替代形式，可以有利地将由第二分离步骤产生的包含至少氢气的气态流出物送至压缩步骤H。在这种情况下，所述方法在氢气的再循环回路上使用两个气/液分离器和单个压缩机以及单个补充氢气压缩机，这降低了设施的成本。 [0082] 根据另一种替代形式，可以将由专用分离步骤产生的包含至少氢气的气态流出物送至第二专用压缩步骤。 [0083] 本发明的另一个主题是实施上述方法的设施，其中将实施加氢处理步骤A的加氢处理HDT反应器、实施步骤B的分离装置S和实施加氢裂化HCK1步骤C的加氢裂化反应器就它们的液态流出物串联设置。 [0084] 优选地，实施根据所附权利要求之一的方法的设施，其中用于实施步骤B的分离装置S的腔室的内壁设有多个开口，所述开口任选地配备有止回阀，或者其中通过其上边缘溢流而工作的所述内壁呈人字形（chevrons）形式。 [0085] 任选地，所述设施的分离装置S包括洗涤隔室c，所述洗涤隔室设有分配洗涤流体的塔板，和任选的抽出塔板。 [0086] 现在对分离S2步骤E中使用的分离装置S进行更详细的描述：由组合有液相和气相的流体分离液体和气体的该装置是这样的： [0087] ‑ 所述装置包括通过外壁界定的包括外部流体入口、外部液体出口和外部气体出口的单个腔室，所述腔室沿着基本垂直或倾斜的轴定向并使用基本沿着所述轴定向的至少一个腔室内壁分隔成至少两个隔室， [0088] ‑ 所述隔室包括上游脱气隔室和下游汽提隔室， [0089] ‑ 上游脱气隔室一方面与待分离的流体的外部入口流体连接，另一方面与第一气体出口和经脱气的液体出口流体连接， [0090] ‑ 汽提隔室与所述经脱气的液体的入口、汽提介质入口、第二气体出口和液体出口流体连接， [0091] ‑ 第一气体出口和第二气体出口与所述腔室的外部气体出口流体连接，[0092] ‑ 汽提隔室的液体出口与所述腔室的外部液体出口流体连接， [0093] ‑ 通过在分隔所述隔室的内壁中形成的至少一个开口和/或通过在所述内壁的上方溢流使经脱气的液体从脱气隔室的出口流至汽提隔室的入口。 [0094] 术语“上游”和“下游”是指腔室中待分离的流体的总体流动。术语“隔室”应理解为腔室中的至少部分地通过至少一个内壁、特别是横向内壁界定的区域。术语“段”也可以在本文中按相同的含义使用。 [0095] 因此，在本发明中，必须诉诸具有单个腔室的步骤E的分离装置，以有利于装置的整体紧凑性。 [0096] 本发明的分离装置使用至少两个段，包括第一脱气段，其中待分离的流体接近其热力学平衡(特别是在温度方面)，其中在除了根据与流体的理化特性及其流量相关的某些参数适当地调节该段的尺寸之外，没有机械或其他作用的情况下从流体中自然地分离流体中所存在的气体的第一部分。问题是流体通过的截面的尺寸，从流体中提取的气体通过的表面积，还根据为达到理想的脱气水平在该段中所针对的流体通过该段的时间。 [0097] 分离装置随后使用汽提段，该操作包括处理经脱气的流体，其目的是尽可能多地使溶解在流体液相中的残余气态化合物蒸发。所述处理包括注入汽提介质，即气体，例如氢气、蒸气形式的水或氮气，气体的注入可以降低待分离的气体的分压并因此使它们蒸发。类似地，可以通过选择合适的尺寸、特别是气体通过的合适的表面积(这也将限定流体在该段中的停留时间)，调节在该段中获得的分离效率。 [0098] 这两个连续的操作本身可以获得待处理的流体的非常有效的分离。此外，通过在分离器的腔室中添设一个或多个内壁对其中实施这些操作的隔室进行界定是易于实施的，并且特别可以通过根据待处理流体的特性来调节所述一个或多个壁的形状、尺寸和位置来使分离器具有灵活性。所述壁可以特别适于调节经脱气的流体从脱气隔室至汽提隔室的转移： [0099] ‑ 特别地，如果选择通过溢流转移，则可以相对于腔室高度和相对于腔室中预期的流体液体来调整其相对高度， [0100] ‑ 类似地，如果发生液体经过壁经由一个或多个孔口而进入汽提隔室，则可以选择壁中的开口形状和/或孔口的尺寸和/或数量和位置、它们的分布、它们相对于壁高度以及相对于预期的流体液位的水平。 [0101] 从一个隔室到另一个隔室、从一个操作到另一个操作的直接转移是非常有利的，特别是在限制流体的停留时间(更好的收率)方面、在限制压降方面等等。 [0102] 根据一个实施方案，该内壁设有多个开口，所述开口任选地配备有止回阀。这些阀门的存在保证了液体不会从汽提隔室回流到脱气隔室。 [0103] 根据另一个实施方案，该内壁通过溢流操作并且其上边缘呈人字形形式，这改善了从脱气隔室到汽提隔室的液体流动的稳定化和均匀化。 [0104] 根据本发明的一种替代形式，所述腔室的外壁包括侧壁、底壁和上壁，所述内壁是平的并将所述腔室的外侧壁的两个区域连接在一起，上游脱气隔室和下游汽提隔室一方面通过所述内壁，另一方面通过所述内壁两侧上的一部分外侧壁各自横向界定。 [0105] 根据另一种替代形式，所述内壁通过横向封闭而自身界定其中一个隔室，并且特别地围绕所述腔室的轴同心地定位。在这种情况下，优选地，所述腔室具有基本呈圆柱形的外侧壁，并且所述内壁与所述圆柱形壁是同心的，其中上游脱气隔室被设置在最外部且具有环形形状，下游汽提隔室被设置在所述内壁的内部，或者与之相反。 [0106] 根据该另一种替代形式的一种具体构造，所述内壁在下部通过实心塔板朝腔室的外侧壁延伸，所述壁起到堰的作用。外部流体入口设置在塔板的上方，脱气隔室通过所述内壁和所述腔室的外壁并通过下部的塔板横向界定，汽提隔室通过所述内壁的内部部分以及位于脱气隔室的实心塔板下方的腔室区域界定。与前述构造不同，在这种情况下，两个隔室基本上彼此叠置，而不是彼此横向并排布置。 [0107] 根据一个优选的任选实施方案，根据本发明的腔室包括第三“洗涤”隔室，其位于前两个隔室的下游，并且在所述腔室中设置在前两个隔室的上方。该洗涤隔室一方面有利地设有洗涤流体外部入口，与第一脱气隔室的第一气体出口流体连接的第一气体入口，和与第二汽提隔室的第二气体出口流体连接的第二气体入口，并且另一方面，设有与第二汽提隔室流体连接的液体出口，和与所述腔室的外部气体出口流体连接的气体出口。 [0108] 洗涤流体可以由烃组成，优选选择轻质或较重质的馏分汽油(LVGO，HVGO)，或者脱沥青油或中间馏分油馏分(瓦斯油或煤油)、石脑油或由催化裂化产生的芳族油。此外，该流体可以由其中设有根据本发明的分离装置的设施产生；例如，它可以由加氢裂化方法中的真空蒸馏操作产生，或者可以是外部原料，其随后在设置在本发明的分离装置下游的反应器中进行处理。 [0109] 在该洗涤隔室中，优选在向下的液相和基本向上的气相之间存在逆流接触。优选地，所述洗涤隔室包括分配洗涤流体的塔板和任选的抽出塔板。 [0110] 在设有洗涤隔室的情况下，对于基本垂直定向的内壁而言，有利地在其上边缘的正上方设有倾斜的塔板，其连接所述腔室的外侧壁，从而覆盖设置在内壁和外侧壁之间的第一脱气隔室，并且将从在所述第一脱气隔室的正上方的洗涤隔室的液体出口排出的液体引导至第二汽提隔室的入口。因此，在该构造中，防止由洗涤隔室产生的液体返回到脱气隔室。 [0111] 在设有洗涤隔室的情况下，在内壁自身独立地界定第一脱气隔室的构造中，所述壁在其上边缘的上方有利地设有倾斜的顶部，从而覆盖第一脱气隔室，并且将从在所述第一隔室的正上方的洗涤隔室的液体出口排出的液体引导至设置在所述腔室的所述内壁和外侧壁之间的第二汽提隔室的入口。类似地，在脱气隔室出现在腔室的“中间”的情况下，所述顶部防止了由洗涤隔室产生的任何液体返回到脱气隔室。 [0112] 因此，通常，无论脱气隔室和汽提隔室的相对构造如何，洗涤隔室都出现在它们的上方，并且设置任何偏转装置以防止或限制液体从洗涤隔室返回到脱气隔室是明智的。 [0113] 本发明的另一个主题是采用上述分离装置的任何方法，并由此实施以下连续步骤： [0114] ‑ 通过使流体在第一脱气隔室中更接近其热力学平衡而将待分离的流体脱气成液相和气相的步骤， [0115] ‑ 通过注入汽提介质，以在汽提隔室中使溶解于通过脱气步骤获得的液体中的轻质组分的至少一部分蒸发进行汽提的步骤， [0116] ‑ 通过注入洗涤介质，以在洗涤隔室中使由脱气步骤和/或汽提步骤产生的重质化合物冷凝任选地进行洗涤的步骤。 [0117] 有利地，通过所述方法可以将具有0.1‑10、优选0.5‑2的气体重量流量与液体重量流量之比G/L的流体分离成液相和气相。因此，所述方法适用于非常广泛的流体。 [0118] 有利地，待通过所述方法分离的流体的温度可以为20‑600℃，优选150‑450℃。因此，所述方法同样也适用于接近环境温度的温度和高温。 [0119] 有利地，待通过所述方法分离的流体的压力可以为0.1‑25MPa，特别是15‑20MPa。因此，所述方法同样也适用于相对低的流体压力和非常高的压力。 [0120] 有利地，流体在脱气隔室和/或汽提隔室中的通过时间为30秒至10分钟，这使得流体在隔室中的总停留时间在工业规模上是合理的。 [0121] 优选地，将流体在脱气隔室和/或汽提隔室和/或洗涤隔室(当其存在时)中通过的截面选择成足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于所述临界速度的90％或低于80％。 [0122] 应当记住的是，临界速度cv可以使用下面的公式以已知的方式计算，其中dl是流体的液相的密度，dg是流体的气相的密度： [0124] 下面将使用如下图所示的非限制性实例更详细地描述本发明： [0125] ‑ 图1：根据本发明第一实例的分离装置的操作原理的功能展示， [0126] ‑ 图2a、图2b：根据本发明的第一实例，根据本发明的分离装置的第一替代形式，分别沿垂直截面和半高位置处的水平截面， [0127] ‑ 图3a、图3b：根据本发明的第一实例，根据本发明的分离装置的第二替代形式，分别沿垂直截面和半高位置处的水平截面， [0128] ‑ 图4a、图4b：根据本发明的第一实例，根据本发明的分离装置的第三替代形式，分别沿垂直截面和半高位置处的水平截面， [0129] ‑ 图5：根据本发明的第一实例，沿垂直截面的根据本发明的分离装置的第四替代形式， [0130] ‑ 图6：根据本发明的第一实例，根据其中示出了装置中的液体物流的鸟瞰图的图2a、图2b的第一替代形式； [0131] ‑ 图7：根据本发明第二实例的分离装置的操作原理的功能展示， [0132] ‑ 图8：集成了前述附图的分离装置的加氢裂化方法的功能展示。 [0133] 所述附图是示意性的，并且所表示的不同要素不一定按比例绘制。根据本发明的分离装置，也表示为术语分离器，限定了腔室，所述腔室的最大尺寸沿其操作位置中的垂直轴X定位，因此在附图中将其示出。具有相同含义的相同组件在一个附图到另一个附图中均保留相同的附图标记。 [0134] 发明详述 [0135] 首先描述了集中于在本发明的两步加氢裂化方法的步骤E中使用的分离装置的图1至图7。 [0136] 因此，图1是由根据本发明的分离器进行的气/液分离的功能展示。以两相液/气物流形式的流体为例，其气体的重量流量与液体的重量流量之比G/L为0.1‑2，优选为0.5‑2。待分离的物流的温度为20℃‑600℃，优选150℃‑450℃。待分离的物流的压力为0.1‑25MPa，优选15‑20MPa。待分离的物流是，例如，来自固定床加氢处理反应器的流出物或来自固定床加氢裂化反应器的流出物。 [0137] 根据本发明的分离在三个段(在下文分离器的不同替代形式的描述中也称为隔室)中实施：脱气段a、汽提段b和任选的洗涤段c。根据本发明，将这两个或三个段集成在同一个分离器中，因此是在单个腔室中。 [0138] 整个分离器在与待分离的进入的两相物流1相同的压力或基本上相同的压力下操作。 [0139] 将待分离的物流1注入脱气段a中。该操作的目的是通过允许流体在温度和压力方面达到或接近其热力学平衡来实施第一分离。然后可以从段a中抽出主要为液体的物流2(称为经脱气的液体)和主要为气态的物流3。 [0140] 为了确保有效地实施第一分离，将脱气段a的尺寸设计成限制物流3中的液滴夹带：将气体物流3在段a中通过的表面积选择成足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于该速度的90％，再更优选低于该临界速度的80％。临界速度被定义为在段a的操作条件下直径为100微米的液滴在气体物流中的下落速度。 [0141] 它根据待处理物流的气体和液体的性质以及操作条件(流量、温度、压力等)而变化。物流1在段a中的通过时间通常为30秒至10分钟；这是足以使物流热力学稳定和进行脱气的时间，其中上部主要含有具有少量液体的气体，下部主要是仍然含有一定量的气体的液体，在这两个部分之间存在界面。 [0142] 因此，在段a中，在操作中存在其中发现连续的液相的下部区域，以及其中发现连续的气相的上部区域。这两个相通过界面相互界定，这将限定该段中的液位。随后将从段a排出的主要为液体的物流2注入汽提段b中。该操作的目的是使经脱气的液体2中的轻质/气态组分的一部分蒸发。为了实施汽提，将汽提介质物流8注入段b中，该介质在这种情况下为氢气：氢气的注入可以降低待分离的气体(烃)的分压并使其蒸发。段b可任选地设有人字形板或塔板(例如淋降板、圆盘和圆环、泡罩塔板、 浮阀塔板或本领域技术人员已知的任何其他蒸馏塔板技术)。 [0143] 除氢气之外，可替代地选择其他气体作为汽提介质，例如轻质气体，例如蒸汽或氮气。 [0144] 气体在段b中通过的表面积足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于该速度的90％，更优选低于该临界速度的80％。液体在段b中的通过时间为30秒至10分钟。 [0145] 在段b中，在操作中还将存在其中发现连续液相的下部区域和其中发现连续气相的上部区域，这两个上部区域和下部区域通过限定汽提段b中的液位的界面而相互界定。 [0146] 将由段a产生的气体物流3与由段b产生的气体物流9一起注入洗涤段c中。该洗涤步骤是任选的。这可以减少从分离器排出的气体物流5中夹带的重质化合物的量。该步骤的目的是将由段a产生和较小程度地由段b产生的重质化合物冷凝。该步骤还可以回收从这些段中夹带的液滴。将洗涤介质的物流4注入段c中以吸收这些重质化合物。该洗涤介质可由烃组成。优选地，该物流是轻质真空瓦斯油或重质真空瓦斯油(LVGO或HVGO)、脱沥青油(DAO)或中间馏分油馏分(瓦斯油或煤油)、石脑油或由催化裂化产生的芳族油(LCO/HCO)。洗涤物流可以自其中安装或设有分离器的方法产生，例如由安装在相关加氢裂化方法中的真空蒸馏产生。它也可以是外部原料，将其随后在安装在分离器的下游、分离器的气体出口或分离器的液体出口的反应器中处理。 [0147] 在该洗涤段c中，根据本领域技术人员已知的技术，在向下的液相和基本向上的气相之间存在逆流接触。 [0148] 段c优选地设有规整填料或散堆填料，优选为规整填料，使液/气交换最大化。段c还可以包含人字形板或塔板(例如淋降板、圆盘和圆环、浮阀塔板或本领域技术人员已知的任何其他蒸馏塔板技术)。 [0149] 应当注意的是，虽然段b和段c都可以设有填料(也称为内部填料)，例如上文提到的那些，但段b和段c仍然是彼此不同的，通过它们的入口/出口物流是不同的：通过段c的物流主要是、特别是基本上是含有分散在其中的液体的气态物流，而通过段b主要是、特别是基本上是含有分散在其中的气体的液态物流。 [0150] 由段c产生的气体通过的表面积足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于该速度的90％，再更优选低于该临界速度的80％。 [0151] 任选地，将聚结垫(或丝网垫)安装在段c的上部，以聚结夹带的液滴，以增加这些液滴的直径并限制其在气体中的夹带。 [0152] 填料上的流动是滴流型(在这种情况下连续相是气相)。 [0153] 在洗涤介质在操作条件下是液体的情况下，洗涤油吸收由段a和段b产生的烃的一部分，并且可以防止从分离器排出的气体物流5中的液滴输出。这可以提高段a中的气体速度，从而限制其通过的表面积。限制气体物流5中的液滴输出对于设置在分离器下游的设备项目是有利的，因为这限制了组成波动和任选的这些设备项目的结垢。 [0154] 在洗涤介质在段c中部分或完全蒸发的情况下，其蒸发可以加强由段a和段b产生的最重质的蒸气的冷凝现象。在这种情况下，可以有利地在安装在分离器的气体出口5下游的反应器(例如中间馏分油的加氢脱硫反应器)中处理该介质。 [0156] 物流1的温度有利地为20‑600℃，优选150‑450℃。物流4的温度也有利地为20‑600℃，因此与物流1的温度范围相同。但是，优选地，将物流4的温度选择成比物流1的温度低50℃，又更优选比物流1的温度低100℃。 [0157] 将物流4的流量选择成足以实现段c中使用的填料或塔板的润湿。 [0158] 还将由洗涤段c产生的液体物流6注入汽提段b中。该物流由在段c中冷凝的化合物和未蒸发的洗涤介质物流4组成。 [0159] 也可任选地将汽提介质注入脱气段a中。 [0160] 汽提段b的温度是物流2、物流6和物流8的混合物的热力学平衡温度；它通常比脱气段a的温度低几度。 [0161] 综上，由此分离器S的三个段中的不同物流交换/转移如下： [0162] ‑ 待分离的流体1从分离器的外部进入脱气段a [0163] ‑ 经脱气的液体2从段a排出至汽提段b [0164] ‑ 气体3从段a排出，该气体进入洗涤段c [0165] ‑ 经脱气的液体2进入汽提段b [0166] ‑ 汽提介质8进入汽提段b [0167] ‑ 气体9从汽提段排出至洗涤段c，并且液体7从汽提段排出至分离器的外部[0168] ‑ 由脱气段a产生的气体3、由汽提段b产生的气体9和洗涤介质4进入洗涤段[0169] ‑ 液体物流6从洗涤段c排出至汽提段b，并且气体物流5从洗涤段c排出至分离器的外部。 [0170] 总之，因此存在经由脱气段a进入分离器的两相液/气物流1，经由汽提段b排出的液体物流7和经由洗涤段c排出的气体物流5。 [0171] 采用这种分离方法的不同的替代分离器设计形式将在下文中逐一描述。在图2至图6所示的所有替代形式中，分离器S具有单个腔室，该腔室具有基本上圆柱形的侧壁、均略呈圆形/凸形的底壁和上壁，其因此可呈现出半球形或半椭圆形形状。这种形状意味着这种类型的腔室也可以表示为术语“气液分离罐”。在操作位置中的分离器沿着圆柱形壁的X轴，在这种情况下是垂直轴定向。当然，本发明也适用于例如其段不是圆柱形的或者为相对于垂直方向倾斜定向的分离器以及其底壁和/或上壁不是圆形而是扁平的分离器。 [0172] 根据图2a和图2b和图6，分离器S的第一替代形式由此以其圆柱形侧壁L展示。内壁P1位于腔室的内部：它是平的且是垂直定向的壁。在下部，它搁置在腔室的底壁上，并且其上边缘bs大致对应于腔室的圆柱形侧壁L的高度H的一半至2/3。该壁P1通过其两个侧边缘连接腔室的侧壁，因此限定两个同轴的隔室：脱气隔室a和汽提隔室b。隔室a设有待分离的流体的入口1。 [0173] 如图6所示，在上部中，在内壁P1的上边缘bs的上方存在洗涤隔室c。 [0174] 另外，如图6所示，壁P1设有分布在高度为h的条带上的孔口x：将这些孔口的位置、尺寸和分布选择成允许经脱气的液体2从隔室a流至隔室b，同时将流体1保持在脱气隔室中足够的停留时间。液体通过全部孔口x的表面积使得通过这些孔口的液体物流2至少等于来自物流1的液体物流。任选地，孔口x或其中的至少一部分设有止回阀(未示出)，以使液体从隔室b至隔室a的再循环最小化。 [0175] 或者，保留实心壁P1，并且通过液体在内壁P1的上边缘bs(其形成堰)的上方溢流将经脱气的液体2从隔室a转移到隔室b。在这种情况下，流体在隔室中的停留时间特别是所讨论的上边缘bs的高度h1的函数，并且优选地，充当堰的该上边缘配备有人字形板，从而使隔室a到隔室b的液体流动稳定化和均匀化。 [0176] 如图6所示，内壁P1的上边缘bs设有壁d，壁d是直至腔室的侧壁L都位于上边缘bs的上方的壁。出于机械方面的原因，其优选不与上边缘接触，但是也可以在上边缘bs和该壁d之间提供连续性。壁d以倾斜塔板的形式朝腔室的中心倾斜地定向，该倾斜塔板将隔室a与洗涤隔室c分开。该倾斜塔板任选地设有阀门和/或泡罩，以允许由隔室a产生的气体流至隔室c，但同时防止液体从隔室c流至隔室a。优选地，倾斜塔板d不与a和b之间的内部分隔壁P1接触。塔板d相对于水平面的倾斜角度为1°‑45°，优选5°‑30°。在这种情况下，举例来说，所述倾斜角度为约20°。 [0177] 将由隔室a产生的气体经由物流3流至隔室c所通过的表面积选择成足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于该速度的90％，再更优选低于该临界速度的80％。 [0178] 液体在汽提隔室b中的通过时间为30秒‑10分钟。通过扩散器将汽提介质(物流8)注入隔室b。汽提隔室b的液体(物流7)排出孔口优选地设有传统的防涡装置，以限制将液体从隔室中排出的管道中的气体夹带。例如，所述防涡装置可以是交叉杆(cross‑braces)。 [0179] 当存在洗涤隔室c时，如图2和图6所示的情况，然后经由分配塔板(未示出)将洗涤油注入隔室c，分配塔板在隔室c的内部部件上提供均匀分布，隔室c优选地设有规整填料或散堆填料，优选为规整填料，使液/气交换最大化。 [0180] 隔室c还可以包含人字形板或塔板，例如淋降板、圆盘和圆环、浮阀塔板或任何其他常规蒸馏塔板技术。 [0181] 将由隔室c产生的气体(物流5)通过的表面积选择成足以限制气体速度低于液滴夹带的临界速度，优选低于该速度的90％，再更优选低于该临界速度的80％。 [0182] 图3a和图3b描述了分离器S的第二替代形式。将仅描述与上述第一替代形式不同的部分。主要区别是隔室a和隔室b之间的相对构造的改变：在这种情况下，将隔室a和隔室b通过内壁P2与分离器的垂直轴同心设置，内壁P2限定位于分离器的底壁上并以分离器的垂直轴为中心的圆柱：因此，相对于分离器的垂直轴，在外侧存在基本上为环形形状并且一方面通过壁P2界定、另一方面通过分离器的外侧壁L界定的脱气隔室a以及通过由圆柱形内壁P2限定的内部空间界定的隔室b。将隔室a与隔室c隔开的倾斜壁d2此时基本上呈截锥体形式，其较小的底部覆盖壁P2的圆柱形上边缘(有或没有连续性)，其较大的底部连接分离器的外侧壁L。 [0183] 图4a和图4b描述了分离器S的第三替代形式。对于该替代形式，将仅描述与上述第二替代形式不同的部分。在该替代形式中，将两个隔室a和隔室b如同第二替代形式中那样同心设置，但这次是隔室b具有环形形状且位于外侧，而隔室a通过由内壁P3界定的圆柱形内部空间界定。这次将隔室a与上部洗涤隔室c隔开的倾斜壁d3呈现出锥形顶的形状，其将在一定距离处覆盖壁P3的上边缘bs，同时在其底部呈现出比壁P3的直径略大的直径。因此，气体(物流3)可以如所示的那样从隔室a循环到隔室c，同时在壁P3的上边缘和顶d3的底部之间向上流动。 [0184] 图5是分离器S的第四替代形式，其中隔室a和隔室b之间的分隔使用实心塔板P4实现，塔板P4基本上水平地设置在腔室中并且具有环形形状和实心形式，并且设有由在一部分实心圆柱形壁P5中向上延伸超过给定高度的实心塔板的圆形中心开口构成的堰。在塔板P4的上方注入待处理流体的物流1。在堰P5的顶部，在其上边缘的上方，设有与前述替代形式中使用的相同设计的锥形顶d3。 [0185] 脱气隔室a是位于塔板P4上方直到堰P5的上边缘的高度的区域。隔室b是包括由堰的壁P5和出现在塔板P4下方的空间界定的内部空间的区域。洗涤隔室c在该组合的上方，如同前面的替代形式那样。 [0186] 流体通过在堰P5的上边缘的上方溢流而从隔室a流至隔室b(物流2)：流体在脱气隔室a中的停留时间是堰高度的函数。 [0187] 如上选择气体从隔室a和从隔室b通过的表面积以及液体在隔室a和隔室b中的通过时间。 [0188] 堰P5的顶部优选为人字形的形式，以使由隔室a产生的液体流动稳定化和均匀化。 [0189] 图7表示根据本发明的第二实例的分离装置的操作原理的功能展示：在这种情况下，不再有洗涤段c，并且仅有段/隔室a和b，气体物流3和9相遇以形成出口气体物流5，并且不再有从洗涤段c流至汽提段b的物流6。该第二实例使得装置的设计更简单，并且还可以提供非常好的结果；即使这种改善可能低于通过本发明的第一实例所产生的改善，它仍然是显著的。 [0190] 总结所有这些与分离装置有关的具有许多变化的替代形式，除了选择使气体和液体从一个隔室流至另一个隔室的截面之外，还有一定数量的可以变化以调节所获得的分离品质的的其他参数：特别是注入到隔室b中的汽提介质的流量，或者是隔室c中的洗涤流体4的物流温度的选择(以限制/控制外部出口气体物流5中的重质产物的夹带)。 [0191] 在第二步骤中，描述了在功能上展示了集成了前面的图1至图7所述的分离装置S的两步加氢裂化方法的一个实施方案的图8： [0192] ‑ 将原料送至加氢处理步骤A：物流I [0193] ‑ 将在步骤A结束时获得的原料送至液/固分离S1步骤B，例如采用根据图3a‑图3b中图示说明的替代形式的分离器：物流II [0194] ‑ 将通过在步骤B中实施的分离获得的含有中间馏分油MD和氢气的气态馏分：物流III与瓦斯油型外部原料：物流IV(以形成物流V)一起送至加氢脱硫步骤C [0195] ‑ 将通过在步骤B中实施的分离获得的液态馏分：物流VI与氢气供给：H2 物流一起送至加氢裂化HCK1步骤D [0196] ‑ 在加氢裂化步骤D的出口处，将液态流出物送至分离S2步骤E：物流VIII[0197] ‑ 在分离步骤E的出口处，将液态流出物送至分馏步骤F：物流X [0198] ‑ 在分馏步骤F的出口处，获得轻质产物的馏分：物流XI，汽油馏分：物流XII，中间馏分油MD馏分：物流XIII，和未转化的液态馏分UCO：物流XIV [0199] ‑ 将在分馏步骤F中获得的UCO馏分送至加氢裂化HCK2步骤G：物流XIV[0200] ‑ 将从加氢裂化HCK2步骤G排出的流出物(液/气混合物)送至分离S2步骤E：物流XV [0201] ‑ 将在分离S2步骤E期间获得的气态流出物送至压缩步骤H；它包含氢气：物流IX[0202] ‑ 将在加氢脱硫步骤C的出口处获得的流出物(液/气混合物)送至分离S2步骤E：物流VII [0203] ‑ 将由压缩步骤H产生的氢气返回至加氢处理步骤A和/或加氢脱硫步骤C和/或加氢裂化HCK1步骤D的入口处：H2物流 ‑这些物流中的至少一个也可以被全部或部分地替换成外部供给的氢气物流。 具体实施方式[0204] 以下实施例举例说明本发明而不限制其范围。 [0205] 实施例1(对比)： [0206] 该实施例是对比例，其中VD或VGO的加氢裂化反应和瓦斯油(GO)的加氢脱硫反应在单个过程中实施(两种原料的共处理)。 [0207] 加氢裂化单元处理表1中所述的作为与瓦斯油(GO)原料的混合物的真空瓦斯油(VGO)原料： [0208] [0209] 表1。 [0210] 主要操作条件： [0211] 将两种VGO和GO原料的混合物注入预热步骤，然后注入在表2所列的条件下的加氢处理反应器R1： [0212] [0213] 表2。 [0214] 所用催化剂是由Axens出售的HR1058型的在氧化铝上的NiMo催化剂。 [0215] 随后将来自该反应器的流出物与氢气物流混合以进行冷却，然后将其注入在表3的条件下操作的第二“加氢裂化”反应器R2： [0216] [0217] 表3。 [0218] 所用催化剂是由Axens销售的HYK742型催化剂。 [0219] R1和R2是其中实施加氢裂化的第一步骤的反应器；随后将来自R2的流出物送至分离步骤，该分离步骤由回收热量、然后是包括再循环压缩机的高压分离的链构成，并可以分离： [0220] ‑ 一方面，氢气、硫化氢和氨， [0221] ‑ 另一方面，供给汽提器然后供给常压分馏塔的流出物，以分离所需规格的富集H2S、石脑油、煤油、瓦斯油的物流和未转化的重质物流。 [0222] 将未转化的重质物流注入预热步骤，然后注入其中实施第二加氢裂化步骤的加氢裂化反应器R3。在表4中列出的条件下使用反应器R3： [0223] [0224] 表4。 [0225] 所用催化剂是由Axens销售的HDK766型催化剂。 [0226] 随后将来自R3的流出物注入第一加氢裂化步骤下游的高压分离步骤并再循环。R3入口处的重量流量等于VGO原料的重量流量；在未转化的油物流的分馏底部处取出相当于VGO原料的流量的2重量％的排出物（bleed）。 [0227] 在加氢裂化器中产生并从分馏塔中回收的馏分油馏分符合欧洲V规范；特别是，它含有少于10重量ppm的硫。 [0228] 对于具有大于380℃的沸点的烃的98重量%的总转化率，该方法的中间馏分油的收率为80重量%。 [0229] 该方法所需的催化剂总体积为112 m3。 [0230] 实施例2(对比) [0231] 该实施例是根据本发明的方法，除了一点之外：在第一加氢处理步骤A的下游安装实施步骤B的简单分离器(不注入汽提气体或洗涤油的热罐)来取代本发明的分离器装置S。 [0232] 加氢处理反应器R1的原料I是与实施例1中处理的VGO相同的VGO。将VGO原料与氢3 3 气物流(1000Sm/Sm VGO)混合，然后注入预热步骤，然后注入在表5列出的条件下的加氢处理反应器R1(步骤A)： [0233] [0234] 表5。 [0235] 所用催化剂是由Axens出售的HR1058型的在氧化铝上的NiMo催化剂。 [0236] 将来自加氢处理反应器A的流出物II注入简单的气液分离罐(步骤B)。表6给出了该分离器的操作条件和回收度： [0237] 温度 ℃ 350压力 MPa 14 在底部回收的中间馏分油 t/h 10 在底部的H2S + NH3 t/h 1.5 [0238] 表6。 [0239] 随后将由步骤B中的分离器产生的蒸气流出物III与外部GO原料IV混合，该外部GO原料IV与实施例1中处理的相同。将经加氢处理的混合物V送至在表7中给出的条件下操作的加氢脱硫反应器R4(步骤C)： [0240] [0241] 表7。 [0242] 所用催化剂是由Axens出售的HR1058型的在氧化铝上的NiMo催化剂。 [0243] 该反应器的操作条件使得来自分馏步骤F的流出物XII符合欧洲V规范(特别是使得硫的浓度远小于10ppm重量)。 [0244] 将在步骤B中使用的分离器产生的液态流出物VI注入在表8中给出的条件下操作的加氢裂化反应器R2(步骤D)： [0245] [0246] 表8。 [0247] 所用催化剂是由Axens出售的HYK742型的在沸石上的金属催化剂。 [0248] 随后将来自步骤C和步骤D的流出物送至分离步骤E，所述分离步骤E由回收热量、然后是包括再循环压缩机(步骤H)的高压分离的链构成，并且可以一方面分离氢气、硫化氢和氨，另一方面，分离供给汽提器然后供给常压分馏塔(步骤F)的流出物，以分离所需规格的富集H2S、石脑油、煤油、瓦斯油的物流和具有大于380℃的沸点的未转化的重质液态馏分(UCO)。将该未转化的重质物流注入预热步骤，然后注入构成第二加氢裂化步骤G的加氢裂化反应器R3中。该反应器在表9中列出的下列条件下操作。 [0249] [0250] 表9。 [0251] 所用催化剂是由Axens销售的HDK766型的在无定形二氧化硅/氧化铝上的金属催化剂。 [0252] 随后将来自R3(步骤G)的流出物注入第一加氢裂化步骤D下游的高压分离步骤E并再循环。在R3入口处的重量流量等于VGO原料的重量流量；在未转化的油物流的分馏底部处取出相当于VGO原料的流量的1重量%的排出物。 [0253] 从步骤F的分馏塔回收的产生的馏分油馏分符合欧洲V规范；特别地，它含有小于10重量ppm的硫。 [0254] 对于具有大于380℃的沸点的烃的99重量%的总转化率，该方法的中间馏分油的收率为82重量%。 [0255] 该方法所需的催化剂总体积为84m3。 [0256] 实施例3(根据本发明) [0257] 该实施例根据本发明，其中在第一加氢处理步骤A的下游安装新型分离器S，以实施分离步骤B。在该实施例中，选择根据图3a‑图3b的分离器的替代形式。 [0258] 加氢处理反应器R1的原料I是与实施例1中处理的VGO相同的VGO。将VGO原料与氢3 3 气物流(1000Sm/Sm VGO)混合，然后注入预热步骤，然后注入在表10所列条件下的加氢处理反应器R1(步骤A)： [0259] [0260] 表10。 [0261] 所用催化剂是由Axens出售的HR1058型的在氧化铝上的NiMo催化剂。 [0262] 将来自步骤A的加氢处理反应器的流出物II注入新型分离器S中，这可以提高顶部处的中间馏分油的回收度。表11给出了该分离器S的操作条件和回收度： [0263]温度 ℃ 350 压力 MPa 14 洗涤油流量 t/h 5 汽提氢气流量 t/h 9 在底部回收的中间馏分油 t/h 8.0 在底部的H2S + NH3 t/h 1.3 [0264] 表11。 [0265] 随后将由步骤B中的分离器S产生的蒸气流出物III与外部GO原料IV混合，该外部GO原料IV与实施例1中处理的相同。对于步骤C，将经加氢处理的混合物V送至在表12给出的条件下操作的加氢脱硫反应器R4： [0266] [0267] 表12。 [0268] 所用催化剂是由Axens出售的HR1058型的在氧化铝上的NiMo催化剂。 [0269] 该反应器的操作条件使得来自分馏步骤F的流出物XII符合欧洲V规范(特别地，硫的浓度小于10ppm重量)。 [0270] 将由步骤B的分离器S产生的液态流出物VI注入在表13中给出的条件下操作的加氢裂化反应器R2(步骤D)： [0271] [0272] 表13。 [0273] 所用催化剂是由Axens出售的HYK742型的在沸石上的金属催化剂。 [0274] 然后将来自步骤C和步骤D的流出物送至分离步骤E，所述分离步骤E由回收热量、然后是包括再循环压缩机(步骤H)的高压分离的链构成，并且可以分离： [0275] ‑ 一方面，氢气、硫化氢和氨 [0276] ‑ 另一方面，供给汽提器然后供给常压分馏塔(步骤F)的流出物，以分离所需规格的富集H2S、石脑油、煤油、瓦斯油的物流和具有大于380℃的沸点的未转化的重质液态馏分(UCO)。 [0277] 将该未转化的重质物流注入预热步骤，然后注入构成第二加氢裂化步骤G的加氢裂化反应器R3中。该反应器在表14中列出的下列条件下操作： [0278] [0279] 表14。 [0280] 所用催化剂是由Axens销售的HDK766型的在无定形二氧化硅/氧化铝上的金属催化剂。 [0281] 随后将来自R3(步骤G)的流出物注入第一加氢裂化步骤D下游的高压分离步骤E并再循环。在R3入口处的重量流量等于VGO原料的重量流量；在未转化的油物流的分馏底部处取出相当于VGO原料的流量的1重量%的排出物。 [0282] 从分馏塔回收的产生的馏分油馏分符合欧洲V规范；特别是，它含有少于10重量ppm的硫。 [0283] 对于具有大于380℃的沸点的烃的99重量%的总转化率，该方法的中间馏分油的收率为83重量%。 [0284] 在该方案中，由R1产生的8t/h中间馏分油通过R2，而实施例2中为10t/h，即少了2t/h。事实上，注入加氢裂化反应器R2的中间馏分油转化为更轻质的产物，例如汽油或气体，导致总收率下降。 [0285] 因此，实施例3的方法表现出更高的中间馏分油收率。 [0286] 该方案所需的催化剂总体积为82.8m3。 [0287] 出乎意料的是，与实施例1的“共加工”或“共处理”方法相比，使用在所设定的操作条件下的步骤B中的新型分离器可以： [0288] ‑ 减少第二加氢裂化步骤G中的初始资金成本和催化剂消耗，这通过该组合方法所需的催化剂总体积的减少来反映， [0289] ‑ 限制瓦斯油型原料和在加氢处理步骤中形成的瓦斯油两者在加氢裂化步骤中的裂化，这通过中间馏分油收率的增加来反映， [0290] ‑ 使注入加氢裂化反应器中的抑制剂(例如H2S和NH3)的量最小化，从而优化其设计，同时对于相等的循环时间使所需催化剂的量最小化。 [0291] 与使用实施例2中的简单分离器相比，它可以： [0292] ‑ 更限制瓦斯油型原料和在加氢处理步骤中形成的瓦斯油两者在加氢裂化步骤中的裂化，这通过中间馏分油收率的增加来反映。 |
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