選擇性二階段加氫處理系統和方法

2024-01-27 03:41:15

選擇性二階段加氫處理系統和方法
【專利摘要】整合芳烴萃取和加氫裂化工藝以便優化加氫裂化單元設計和/或性能。通過分開處理富芳烴和貧芳烴餾分，加氫裂化操作苛刻度和/或催化劑反應器體積要求減少。
【專利說明】選擇性二階段加氫處理系統和方法
[0001]相關申請
[0002]本申請要求2011年7月29日提交的美國臨時專利申請號61/513，233的權益，所述臨時專利申請的公開內容特此以引用的方式整體併入。
[0003]發明背景
發明領域
[0004]本發明涉及具體用於有效還原烴混合物中的使催化劑結垢的芳香族氮組分的加氫處理系統和方法。
[0005]相關技術描述
[0006]加氫裂化操作被商業上用於大量的石油精煉廠中。它們被用來在常規加氫裂化單元中處理沸點在370°C至520°C範圍內和在殘渣加氫裂化單元中處理沸點在520°C及以上的各種進料。通常，加氫裂化工藝使進料的分子分裂成更小的(即，更輕的)具有更高平均揮發性和經濟價值的分子。另外，加氫裂化通常通過增加氫與碳比率和通過去除有機硫和有機氮化合物而改進烴原料的品質。源自加氫裂化操作的顯著經濟益處引起工藝改進和多種活性催化劑的實質性發展。
[0007]溫和的加氫裂化或單一階段加氫裂化操作(通常為已知加氫裂化格局中最簡單的)在比通常加氫處理更苛刻和比通常全壓加氫裂化苛刻性小的操作條件下發生。取決於所處理的原料和產品規格 ，可以使用單一或多催化劑系統。多催化劑系統可以被部署為堆積床格局或處於多個反應器中。與全壓加氫裂化操作相比，溫和的加氫裂化操作通常為更成本有效的，但是通常造成更低的產率和中間餾出物產品的品質下降。
[0008]在串流式格局中，來自第一反應區的全部的加氫裂化產品流(包括輕氣體(例如，C1-C4, H2S, NH3))和所有的殘留烴被送至第二反應區。在二階段格局中，通過在第一反應區中使原料從加氫處理催化劑床上穿過來精煉所述原料。流出物被傳至分餾區柱以便分離輕氣體，沸點在36°C至370°C溫度範圍內的石腦油和柴油產品。然後使沸點在370°C以上的烴傳至第二反應區用於額外的裂化。
[0009]常規地，實施用於產生中間餾出物和其它有價值的餾分的大多數加氫裂化工藝保留例如沸點在約180°C至370°C範圍內的芳烴。沸點高於中間餾出物範圍的芳烴也被包括並且在更重的餾分中產生。
[0010]在所有以上描述的加氫裂化工藝格局中，裂化的產品連同部分裂化和未轉化的烴一起被傳至蒸餾柱用於分餾成包括沸點分別在36°c至180°C、180°C至240°C以及240°C至370°C標稱範圍內的石腦油、噴氣燃料/煤油以及柴油的產品和沸點在370°C以上的標稱範圍內的未轉化的產品。通常噴氣燃料/煤油餾分(即，發煙點>25_)和柴油餾分(即，十六烷值>52)具有高品質並且遠高於全世界運輸燃料規格。雖然加氫裂化單元產品具有相對低的芳香性，但是對於這些產品而言，殘留的芳烴降低了關鍵的指示性質(發煙點和十六烷值)。
[0011]在工業中，繼續存在對重質烴進料加氫裂化操作的改進以便以經濟和有效的方式產生清潔運輸燃料的需要。
[0012]發明概述
[0013]根據一個或多個實施方案，本發明涉及加氫裂化重質烴原料以便產生清潔運輸燃料的系統和方法。整合的加氫裂化工藝包括與貧芳烴餾分分開而加氫處理初始進料的富芳烴餾分。
[0014]在本文提供的二階段加氫裂化器格局中，整合了芳烴分離單元，其中:
[0015]原料被分離成富芳烴餾分和貧芳烴餾分；
[0016]富芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第一容器，所述第一階段加氫處理反應區的第一容器在有效於加氫處理和/或加氫裂化被包含在富芳烴餾分中的至少一部分芳香族化合物和產生第一容器第一階段加氫處理反應區流出物的條件下操作；
[0017]貧芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第二容器，所述第一階段加氫處理反應區的第二容器在有效於加氫處理和/或加氫裂化被包含在貧芳烴餾分中的至少一部分石蠟和環烷化合物和產生第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的條件下操作；
[0018]在分餾區中分餾第一容器第一階段加氫處理反應區流出物和第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的混合物以便產生產品流和塔底物流；
[0019]至少一部分的分餾區塔底物流被傳至第二階段加氫處理反應區以便產生第二階段加氫處理反應區流出物；以及
[0020]第二階段加氫處理反應區流出物被輸送至分餾區。
[0021]不像通常已知的方 法，本方法相對於加氫裂化的條件使加氫裂化進料分離成含有不同類別的具有不同反應性的化合物的餾分。常規地，大多數方法使全部原料受到相同的加氫處理反應區、必須適應要求增加的轉化苛刻性的進料成分所必需的操作條件的影響，或可選地犧牲總產率以便達到希望的工藝經濟學。
[0022]因為芳烴萃取操作通常不能提供明顯的芳烴與非芳烴之間的界限，所以貧芳烴餾分包含大比例的非芳烴含量的初始進料和微小比例的芳烴含量的初始進料，並且富芳烴餾分包含大比例的芳烴含量的初始進料和微小比例的非芳烴含量的初始進料。富芳烴餾分中的非芳烴的量和貧芳烴餾分中的芳烴的量取決於如對於本領域普通技術人員而言將清楚的各種因素，包括萃取的類型、萃取器中的理論塔板數(是否適合於萃取的類型)、溶劑的類型以及溶劑比率。
[0023]被萃取到富芳烴餾分中的進料餾分包括:包含雜原子的芳香族化合物和不含雜原子的那些芳香族化合物。被萃取到富芳烴餾分中的包含雜原子的芳香族化合物通常包括:芳香族氮化合物如吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它們的衍生物；和芳香族硫化合物如噻吩、苯並噻吩和它們的衍生物以及二苯並噻吩和它們的衍生物。這些含氮和含硫的芳香族化合物一般通過它們在萃取溶劑中的溶解度而在一個或多個芳烴分離步驟中被靶標。在某些實施方案中，通過使用額外的階段和/或選擇性的吸附劑來增強含氮和含硫芳香族化合物的選擇性。在初始進料中(即，在加氫處理之前)可能已存在的各種非芳香族含硫化合物包括硫醇、硫化物以及二硫化物。取決於芳烴萃取操作類型和/或條件，優選地非常微小餾分的非芳香族含氮和含硫化合物可以傳至富芳烴餾分。
[0024]如本文所使用，術語「大比例的非芳香族化合物」意指進入萃取區的進料的非芳烴含量至少大於50重量％(W%)，在某些實施方案中，至少大於約85W%，並且在另外的實施方案中大於至少約95W%。還如本文所使用，術語「微小比例的非芳香族化合物」意指進入萃取區的進料的非芳烴含量不大於50W%，在某些實施方案中，不大於約15W%，並且在另外的實施方案中不大於約5W%。
[0025]還如本文所使用，術語「大比例的芳香族化合物」意指進入萃取區的進料的芳烴含量至少大於50W%，在某些實施方案中，至少大於約85W%，並且在另外的實施方案中大於至少約95W%。還如本文所使用，術語「微小比例的芳香族化合物」意指進入萃取區的進料的芳烴含量不大於50W%,在某些實施方案中，不大於約15W%,並且在另外的實施方案中不大於約 5W%。
[0026]以下詳細討論了這些示例性方面和實施方案的又其它方面、實施方案以及優點。此外，應該理解，上述信息和以下詳述都僅是各種方面和實施方案的說明性實例，並且旨在提供用於理解被要求權利的方面和實施方案的性質和特徵的概觀或框架。所附附圖被包括以便為各種方面和實施方案提供說明和進一步的理解，並且併入和構成本說明書的一部分。附圖與說明書的其餘部分一起用來解釋所描述和要求權利的方面和實施方案的原理和操作。
[0027]附圖簡述
[0028]當結合所附附圖閱讀時，將更好地理解上述概述以及以下詳述。然而，應該理解本發明不限於所示出的明確安排和裝置。在附圖中，相同或相似的參考標記被用來鑑別相同或相似的元件，其中:
[0029]圖1是以二階段格局操作的加氫處理系統的工藝流程圖；
[0030]圖2是芳烴分離裝置的示意圖；並且
[0031]圖3至圖8示出適合用作芳烴萃取區的裝置的各種實例。
[0032]發明詳述
[0033]提供了用於有效加氫處理重質烴原料以便產生清潔運輸燃料的整合系統。總體上，本文描述的用於產生裂化烴的方法和裝置適用於二階段加氫裂化格局。
[0034]在二階段加氫裂化器格局中整合了芳烴分離單元，如下:
[0035]原料被分離成富芳烴餾分和貧芳烴餾分；
[0036]富芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第一容器，所述第一階段加氫處理反應區的第一容器在有效於加氫處理和/或加氫裂化被包含在富芳烴餾分中的至少一部分芳香族化合物和產生第一容器第一階段加氫處理反應區流出物的條件下操作；
[0037]貧芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第二容器，所述第一階段加氫處理反應區的第二容器在有效於加氫處理和/或加氫裂化被包含在貧芳烴餾分中的至少一部分石蠟和環烷化合物和產生第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的條件下操作；
[0038]在分餾區中分餾第一容器第一階段加氫處理反應區流出物和第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的混合物，以便產生一個或多個產品流和一個或多個塔底物流；
[0039]至少一部分的分餾區塔底物流被傳至第二階段加氫處理反應區以便產生第二階段加氫處理反應區流出物；並且
[0040]第二階段加氫處理反應區流出物被輸送至分餾區。
[0041]圖1是在二階段加氫裂化單元裝置的格局中的整合的加氫裂化裝置100的工藝流程圖。裝置100包括芳烴萃取區140、含有第一容器第一階段加氫處理催化劑的第一階段加氫處理反應區的第一容器150、含有第二容器第一階段加氫處理催化劑的第一階段加氫處理反應區的第二容器160、含有第二階段加氫處理催化劑的第二階段加氫處理反應區180以及分餾區170。
[0042]芳烴萃取區140通常包括進料入口 102、富芳烴流出口 104以及貧芳烴流出口106。在某些實施方案中，進料入口 102經由任選的再循環管道120與分餾區170處於流體連通以便接收所有或一部分的塔底物174。結合圖2至圖8描述了芳烴分離區140的各種實施方案和/或被包含在所述芳烴分離區140內的單元操作。
[0043]第一階段加氫處理反應區的第一容器150包括與富芳烴流出口 104處於流體連通的入口 151和經由管道152的氫氣源。第一階段加氫處理反應區的第一容器150還包括第一容器第一階段加氫處理反應區流出物出口 154。在某些實施方案中，入口 151經由任選的再循環管道156與分餾區170處於流體連通以便接收所有或一部分的塔底物174。
[0044]在苛刻的條件下操作第一階段加氫處理反應區的第一容器150。如本文所使用，「苛刻的條件」是相對的並且操作條件的範圍取決於正被操作的原料。在本文描述的方法的某些實施方案中，這些條件包括約300°C至500°C範圍內的反應溫度，在某些實施方案中約380°C至450°C ;約100巴至200巴範圍內的反應壓力，在某些實施方案中約130巴至180巴；低於約2，500標準升/升氫氣進料(SLt/Lt)的氫氣進料速率，在某些實施方案中約500SLt/Lt至2，500SLt/Lt,並且在另外的實施方案中約1，000SLt/Lt至1，500SLt/Lt ；以及約0.251T1至3.0h—1範圍內的進料速率，在某些實施方案中約0.51T1至1.0h'
[0045]在第一容器150中使用的催化劑具有選自元素周期表第V1、VII或VIIIB族的一種或多種活性金屬組分。在某些實施方案中，活性金屬組分是通常被沉積或以另外的方式合併在載體(例如，氧化鋁、矽鋁、二氧化矽或沸石)上的鈷、鎳、鎢以及鑰中的一種或多種。
[0046]第一階段加氫處理反應區的第二容器160包括與貧芳烴流出口 106處於流體連通的入口 161和經由管道162的氫氣源。第一階段加氫處理反應區的第二容器160還包括第二容器第一階段加氫處理反應區流出物出口 164。
`[0047]分餾區170包括與第一容器第一階段加氫處理反應區流出物出口 154和第二容器第一階段加氫處理反應區流出物出口 164處於流體連通的入口 171。分餾區170還包括產品流出口 172和塔底物流出口 174。
[0048]第二階段加氫處理反應區180包括與分餾區塔底物流出口 174處於流體連通的入口 181和經由管道182的氫氣源。第二階段加氫處理反應區180還包括與分餾區170的入口 171處於流體連通的第二階段加氫處理反應區流出物出口 184。注意到雖然示出一個產品出口，但是也可以從分餾區170中回收多種產品餾分。
[0049]通常，在溫和的條件下操作第一階段加氫處理反應區的第二容器160和第二階段加氫處理反應區180。如本文所使用，「溫和的條件」是相對的並且操作條件的範圍取決於正被操作的原料。在本文描述的方法的某些實施方案中，這些條件包括約300°C至500°C範圍內的反應溫度，在某些實施方案中約330°C至420°C ;約30巴至130巴範圍內的反應壓力，在某些實施方案中約60巴至100巴；低於2，500SLt/Lt的氫氣進料速率，在某些實施方案中約500SLt/Lt至2，500SLt/Lt,並且在另外的實施方案中約1，000SLt/Lt至1，500SLt/Lt ;以及約1.0h—1至5.0h—1範圍內的進料速率，在某些實施方案中約2.0h—1至3.0h'
[0050]在第一階段加氫處理反應區的第二容器和第二階段加氫處理反應區中使用的催化劑具有選自元素周期表第V1、VII或VIIIB族的一種或多種活性金屬組分。在某些實施方案中，活性金屬組分是通常被沉積或以另外的方式合併在載體(例如，氧化鋁、矽鋁、二氧化矽或沸石)上的鈷、鎳、鎢以及鑰中的一種或多種。
[0051]經由芳烴萃取區140的入口 102引入原料以用於萃取富芳烴餾分和貧芳烴餾分。任選地，原料可以經由再循環管道120與來自分餾區170的所有或一部分塔底物174合併。
[0052]富芳烴餾分通常包括大比例的處於初始原料中的芳香族含氮和含硫化合物和微小比例的處於初始原料中的非芳香族化合物。被萃取到富芳烴餾分中的芳香族含氮化合物包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它們的衍生物。被萃取到富芳烴餾分中的芳香族含硫化合物包括噻吩、苯並噻吩和它的長鏈烷基化的衍生物以及二苯並噻吩和它的烷基衍生物，如4，6-二甲基-二苯並噻吩。貧芳烴餾分通常包括大比例的處於初始原料中的非芳香族化合物和微小比例的處於初始原料中的芳香族含氮和含硫化合物。貧芳烴餾分幾乎不含耐熔的含氮化合物，並且富芳烴餾分包含含氮芳香族化合物。
[0053]經由出口 104排出的富芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第一容器150的入口 151並且經由管道152與氫氣混合。任選地，富芳烴餾分經由再循環管道156與來自分餾區170的所有或一部分塔底物174合併。加氫處理和/或加氫裂化包括芳香族化合物的被包含在富芳烴餾分中的化合物。在相對苛刻的條件下操作第一階段加氫處理反應區的第一容器150。在某些實施方案中，第一容器150的這些相對苛刻的條件是比常規已知的苛刻加氫處理條件更苛刻的，由於芳香族含氮和含硫化合物的濃度相比更高。然而，這些更苛刻的條件的資金和操作成本通過與常規已知的苛刻加氫處理單元操作中將處理的全範圍進料相比在第一容器150中被處理的富芳烴進料的體積減小來彌補。
[0054]經由出口 106排出的貧芳烴餾分被傳至第一階段加氫處理反應區的第二容器160的入口 161並且經由管道162與氫氣混合。加氫處理和/或加氫裂化包括石蠟和環烷的被包含在貧芳烴餾分中的化合物。
[0055]第一容器第一階`段加氫處理反應區流出物和第二容器第一階段加氫處理反應區流出物被送至一個或多個中間分離器容器(未示出)，以便去除包括過量H2、H2S、NH3、甲烷、乙烷、丙烷以及丁烷的氣體。使液體流出物傳至分餾區170的入口 171以用於經由出口 172回收液體產品，包括例如沸點在約36°C至180°C標稱範圍內的石腦油和沸點在約180°C至370°C標稱範圍內的柴油。應該理解，餾分之間的產品分餾點僅是代表性的，並且在實踐中基於針對具體原料的設計特徵和考慮選擇分餾點。例如，在本文描述的實施方案中，分餾點的值可以變化高達約30°C。另外，應該理解雖然示出和描述了帶有一個分餾區170的整合系統，但是在某些實施方案中，分開的分餾區可以是有效的。
[0056]經由管道175可以清除所有或一部分的塔底物，例如用於在其它單元操作或精煉廠中處理。在為了使產率和轉化率最大化的某些實施方案中，一部分的塔底物174在工藝內再循環至芳烴分離單元140和/或第一階段加氫處理反應區的第一容器150 (分別由虛線120和156表示)。
[0057]經由入口 182使經由管道174排出的全部或部分的分餾區塔底物流與氫氣混合，並且被傳至第二階段加氫處理反應區180的入口 181。經由出口 184排出第二階段加氫處理反應區流出物並且在分餾區170中處理。
[0058]在相對溫和的條件下操作第一階段加氫處理區的第二容器160和第二階段加氫處理反應區180，所述相對溫和的條件可以是比常規溫和的加氫處理條件更溫和的，這是由於芳香族含氮和含硫化合物的濃度相比更低從而減少了資金和操作成本。
[0059]另外，貧芳烴餾分和富芳烴餾分兩者之一或兩者還可以包括從芳烴萃取區140中殘留的萃取溶劑。在某些實施方案中，可以回收和再循環萃取溶劑，例如關於圖2所描述。
[0060]另外，在某些實施方案中，不具有雜原子的芳香族化合物(例如，苯、甲苯以及它們的衍生物)被傳至富芳烴餾分，並且在第一階段(相對更苛刻)加氫裂化區的第一容器中氫化和加氫裂化以便產生輕餾出物。源自不具有雜原子的芳香族化合物的滿足產品規格的這些輕餾出物的產率大於常規加氫裂化操作中的產率，由於集中和靶標的加氫裂化區。
[0061]在以上描述的實施方案中，如本領域普通技術人員所已知，原料通常包括常規適合用於加氫裂化操作的任何液體烴進料。例如，通常的加氫裂化原料為沸點在約300°C至9000C標稱範圍內並且在某些實施方案中在約3700C至520°C範圍內的真空瓦斯油(VGO)。脫金屬油(DMO)或脫浙青油(DAO)可以與VGO共混或用作VG0。烴原料可以源自天然存在的化石燃料，如原油、頁巖油或煤液；或來自中間精煉產品或它們的蒸餾餾分，如石腦油、瓦斯油、焦化液體、流化催化裂化的循環油、殘餘物或任何前面提到的來源的組合。通常，VGO原料中的芳烴含量處於約15體積％至60體積％(V%)範圍內。再循環流例如基於約IOWo與80W%之間的每個區中的轉化率， 可以包括0W%至約80W%的流174，在某些實施方案中約10ff%至70W%的流174並且在另外的實施方案中約20W%至60W%的流174。
[0062]芳烴分離裝置通常基於選擇性的芳烴萃取。例如，芳烴分離裝置可以是能夠將進料分配為總體上貧芳烴流和總體上富芳烴流的適合的溶劑萃取芳烴分離裝置。可以採用在各種精煉廠和其它石油相關的操作的其它階段中使用的包括各種已建立的芳烴萃取工藝和單元操作的系統作為本文描述的芳烴分離裝置。在某些現有工藝中，希望從最終產品(例如，潤滑油)和某些燃料(例如，柴油燃料)中去除芳烴。在其它工藝中，萃取芳烴以便產生富芳烴產品，例如用於各種化學工藝中並且作為用於汽油的辛烷值提升劑。
[0063]如在圖2中所示，芳烴分離裝置240可以包括適合的單元操作以便進行芳烴的溶劑萃取，並且回收溶劑再用於工藝中。進料202被輸送至芳烴萃取容器208，其中作為萃餘液流210的第一貧芳烴餾分與作為萃取物流212的總體上為富芳烴的第二餾分分離。將溶劑進料215引入到芳烴萃取容器208中。
[0064]一部分萃取溶劑還可以存在於流210中，例如處於約0W%至約15W%(基於流210的總量)的範圍內，在某些實施方案中小於約8W%。在其中存在於流210中的溶劑超過希望的或預先確定的量的操作中，可以例如使用閃蒸或汽提單元213或其它適合的裝置使溶劑從烴產品中去除。來自閃蒸單元213的溶劑214可以例如經由平衡筒216再循環至芳烴萃取容器208。可以經由流222引入初始溶劑進料或補充溶劑。從閃蒸單元213排出貧芳烴流 206 ο
[0065]另外，一部分的萃取溶劑還可以存在於流212中，例如處於約70W%至約98W%(基於流215的總量)的範圍內，在某些實施方案中小於約85W%。在其中存在於流212中的溶劑超過希望的或預先確定的量的實施方案中，可以例如使用閃蒸或汽提單元218或其它適合的裝置使溶劑從烴產品中去除。來自閃蒸單元218的溶劑221可以例如經由平衡筒216被再循環至芳烴萃取容器208。從閃蒸單元218排出富芳烴流204。
[0066]溶劑的選擇、操作條件以及接觸溶劑和進料的機構容許控制芳烴萃取的水平。例如，適合的溶劑包括糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮、二甲基甲醯胺、二甲亞碸、苯酚、硝基苯、環丁碸、乙腈、糠醛或甘醇，並且可以約20:1的溶劑與油的比率來提供，在某些實施方案中約4:1，並且在另外的實施方案中約1:1。適合的甘醇包括二甘醇、乙二醇、三甘醇、四甘醇以及二丙二醇。萃取溶劑可以是純的甘醇或用約21%至10胃％水稀釋的甘醇。適合的環丁碸包括烴取代的環丁碸(例如，3-甲基環丁碸)、羥基環丁碸(例如，3-環丁碸醇和3-甲基-4-環丁碸醇)、環丁碸基醚(即，甲基-3-環丁碸基醚)以及環丁碸基酯(例如，乙酸3-環丁碸酯)。
[0067]芳烴分離裝置可以在約20°C至200°C範圍內的溫度下操作，並且在某些實施方案中在約40°C至80°C範圍內。芳烴分離裝置的操作壓力可以處於約I巴至10巴的範圍內，並且在某些實施方案中在約I巴至3巴的範圍內。在本文描述的系統和方法的某些實施方案中用作芳烴分離裝置的裝置的類型包括階段型萃取器或差分萃取器。
[0068]階段型萃取器的一個實例為圖3中示意性圖示的混合器-沉降器裝置340。混合器-沉降器裝置340包括立式罐381，所述立式罐381併入了渦輪或螺旋槳式攪拌器382和一個或多個擋板384。裝料入口 386、388位於罐381的頂部並且出口 391位於罐381的底部。經由入口 386將待萃取的原料裝到容器381中，並且經由入口 388添加適合量的溶劑。使攪拌器382活動持續足以引起溶劑與裝入原料密切混合的一段時間，並且在混合循環結束時停止攪拌，並且通過控制閥門392，使至少一部分的內容物排出並且傳至沉降器394。在沉降器394中分離相，並且分別經由出口 396和398取出含有貧芳烴的烴混合物的萃餘液相和含有富芳烴混合物的萃取物相。通常，可以分批模式使用混合器-沉降器裝置，或可以連續模式分階段操作多個混合器-沉降器裝置。
[0069]另一種階段型萃取器為離心接觸器。離心接觸器為特徵在於相對低停留時間的高速旋轉的機器。離心設備中的階段的數目通常為一個，然而也可以使用具有多個階段的離心接觸器。離心接觸器利用機械設備來攪拌混合物以便增加界面面積和減小傳質阻力。
[0070]也適合用作芳烴萃取裝置的各種類型的差分萃取器(又稱為「連續接觸萃取器」)包括但不限於離心接觸器和接觸柱，如盤柱、噴霧柱、填充塔、轉盤接觸器以及脈衝柱。
[0071 ] 接觸柱適合用於各種液-液萃取操作。填料、盤、噴霧或其它液滴形成機構或其它裝置被用來增加其中兩個液相(即，溶劑相和烴相)接觸的表面積，所述填料、盤、噴霧或其它液滴形成機構或其它裝置還增加流動路徑的有效長度。在柱接觸器中，具有更低粘度的相通常被選為連續相，在芳烴萃取裝置的情況下，所述連續相為溶劑相。在某些實施方案中，可以分散具有更高流速的相以便產生更多界面面積和湍流。這通過選擇具有希望的潤溼特徵的構建的適當材料來完成。通常，水相潤溼金屬表面並且有機相潤溼非金屬表面。在選擇萃取器的類型和/或特定格局、材料或構建以及填充材料類型和特徵(即，平均粒徑、形狀、密度、表面積等)中，也可以考慮沿著萃取器的長度的流量和物理性質的變化。
[0072]在圖4中示意性圖示了盤柱440。在柱440的底部處的輕質液體入口 488接收液體烴，並且在柱440的頂部處的重質液體入口 491接收液體溶劑。柱440包括多個盤481和相關的降液管482。頂層擋板484物理分離了從液體烴中進來的溶劑，所述溶劑在柱440中已受到萃取之前階段的影響。盤柱440為多階段逆流接觸器。連續溶劑相的軸向混合發生在盤481之間的區域486處，並且分散發生在每個盤481處，從而引起溶質有效傳質到溶劑相中。盤481可以是具有直徑為約1.5mm至4.5mm範圍內的孔眼的篩板，並且可以間隔開約 150mm 至 600mm。
[0073]輕質烴液體穿過每個盤481中的孔眼並且以細小液滴的形式出現。細小的烴液滴通過連續溶劑相而上升並且聚結成界面層496，並且再次通過上面的盤481分散。溶劑橫穿每個板並且經由降液管482從上面的盤481向下流動至下面的盤481。主界面498維持在柱440的頂部處。從柱440的頂部處的出口 492中去除貧芳烴的烴液體，並且通過柱440的底部處的出口 494排出富芳烴溶劑液體。盤柱為有效的溶劑傳輸裝置，並且具有希望的液體處理容量和萃取效率，具體用於低界面張力的系統。
[0074]適合用於從烴進料萃取芳烴的另外類型的單元操作為填充床柱。圖5是填充床柱540的示意性圖示，所述填充床柱540具有烴入口 591和溶劑入口 592。在支撐板586上提供填料區域588。填料區域588包含適合的填充材料，包括但不限於鮑爾環、拉西環、Kascade環、矩鞍形填料、貝爾鞍形填料、超級矩鞍形填料、超級貝爾鞍形填料、破沫網墊、捕沫器、telerrette、碳石墨隨機填料、其它類型的鞍形填料等，包括一種或多種填充材料的組合。選擇填充材料以使得它被連續溶劑相完全潤溼。經由填料區域588的頂部以上水平處的入口 592引入的溶劑向下流動並且潤溼填充材料，並且裝填填料區域588中的大餾分空隙。剩餘的空隙被烴液體的液滴裝填，所述烴液體的液滴通過連續溶劑相而上升並且凝結以便形成處於填充床柱540的頂部處的液-液界面598。從柱540的頂部處的出口 594中去除貧芳烴的烴液體，並且通過柱540的底部處的出口 596排出富芳烴溶劑液體。填充材料為相接觸提供大的界面面積，從而引起液滴聚結和再形成。填充塔中的傳質速率可以相對高，因為填充材料降低了連續相的再流通。
[0075]適合用於本文的系統和方法中的芳烴萃取的另外類型的裝置包括轉盤接觸器。圖6 是稱為從Koch Modular Process Systems, LLC of Paramus, New Jersey, USA商業獲得的Scheiebel?柱的轉盤接觸器640的示意性圖示。本領域普通技術人員將領會到可以實施其它類型的轉盤接觸器作為被包括在本文的系統和方法中的芳烴萃取單元，包括但不限於歐德舒-魯施頓(Oldshue-Rushton)柱和屈尼萃取器。轉盤接觸器為機械攪拌的逆流萃取器。通過轉盤機構提供攪拌，所述轉盤機構通常在比針對圖3所描述的渦輪型葉片高很多的速度下運行。`
[0076]轉盤接觸器640包括朝向柱底部的烴入口 691和接近柱頂部的溶劑入口 692，並且被分成許多由一系列內定子環682和外定子環684形成的隔間。每個隔間包含位於中心的、被連接至旋轉軸688的水平轉子盤686，所述水平轉子盤686在柱的內部產生高度湍流。轉子盤686的直徑略小於內定子環682中的開口。通常，盤直徑為柱直徑的33%至66%。盤使液體分散並且迫使它向外朝向容器壁698，其中外定子環684產生兩相可以在其中分離的靜區。從柱640的頂部處的出口 694中去除貧芳烴的烴液體，並且通過柱640的底部處的出口 696排出富芳烴溶劑液體。轉盤接觸器有利地提供相對高的效率和容量並且具有相對低的操作成本。
[0077]適合用於本文的系統和方法中的芳烴萃取的另外類型的裝置為脈衝柱。圖7是脈衝柱系統740的示意性圖示,所述脈衝柱系統740包括具有多個填料板或篩板788的柱、輕質相(即，溶劑)入口 791、重質相(即，烴進料)入口 792、輕質相出口 794以及重質相出Π 796。
[0078]通常,脈衝柱系統740為缺乏降液管的具有大量篩板788的立式柱。篩板788中的孔眼通常小於非脈衝性柱的那些孔眼，例如直徑為約1.5mm至3.0mm。
[0079]產生脈衝的設備798 (如往復泵)使柱的內容物在頻繁的時間間隔下脈衝。將具有相對小幅度的快速往復運動疊加在液相的平常流動上。可以使用由塗覆的鋼(例如，塗覆有聚四氟乙烯)形成的波紋管或隔膜或任何其它往復的脈衝機構。針對每分鐘100至260個循環的頻率，通常建議5mm至25mm的脈衝幅度。脈衝引起在向上衝程中輕質液體(溶劑)分散到重質相(油)中，並且在向下衝程中重質液相噴射到輕質相中。柱不具有移動部分，具有低軸向混合和高萃取效率。
[0080]與非脈衝性柱相比，脈衝柱通常要求小於三分之一的理論階段數。在圖8中示出的卡爾柱中使用特定類型的往復機構。
[0081]當與用於加氫裂化選擇的餾分的常規方法相比時，通過本文描述的選擇性加氫裂化裝置和方法來提供相異的優點。萃取被包含在重質烴中的超過沸點全範圍的芳烴，並且在優化用於加氫處理和/或加氫裂化芳烴(包括易於使加氫處理催化劑失活的芳香族氮化合物)的條件下操作的加氫處理反應區中分開處理。
[0082]根據本方法和裝置，總的中間餾出物產率改進，因為初始原料被分離成富芳烴和貧芳烴餾分並且在優化用於每個餾分的條件下操作的不同加氫處理反應區中加氫處理和/或加氫裂化。
實施例
[0083]在萃取器中萃取源自阿拉伯輕質原油的真空瓦斯油(VGO)的樣品。糠醛被用作萃取溶劑。在60°C、大氣壓下，並且在1.1:1.0的溶劑與柴油的比率下操作萃取器。獲得兩個餾分:富芳烴餾分和貧芳烴餾分。貧芳烴餾分產率為52.7ff%,並且包含0.43ff%的硫和5W%的芳烴。富芳烴餾分產率為47.3ff%,並且包含95W%的芳烴和2.3ff%的硫。VG0、富芳烴餾分以及貧芳烴餾分的性質在表1中給出。
[0084]表1-VG0及其餾分的性質
[0085]
【權利要求】
1.一種用於從原料產生裂化烴的整合的加氫裂化方法，所述方法包括: a.使所述烴進料分離成貧芳烴餾分和富芳烴餾分； b.在第一階段加氫處理反應區的第一容器中加氫處理所述富芳烴餾分，以便產生第一容器第一階段加氫處理反應區流出物； c.在所述第一階段加氫處理反應區的第二容器中加氫處理所述貧芳烴餾分，以便產生第二容器第一階段加氫處理反應區流出物； d.分餾第一容器第一階段加氫處理反應區流出物和第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的混合物，以便產生一個或多個分餾區產品流和一個或多個分餾區塔底物流； e.在第二階段加氫處理反應區中加氫處理至少一部分所述分餾區塔底物流，以便產生第二階段加氫處理反應區流出物；以及 f.將所述第二階段加氫處理反應區流出物輸送至分餾步驟。
2.如權利要求1所述的方法，其中在有效於從被包含在所述富芳烴餾分中的至少一部分芳香族化合物中去除雜原子和加氫裂化所述至少一部分芳香族化合物的相對苛刻的條件下，操作所述第一容器第一階段加氫處理反應區。
3.如權利要求1所述的方法，其中在有效於從被包含在所述貧芳烴餾分中的至少一部分石蠟和環烷化合物中去除雜原子和加氫裂化所述至少一部分石蠟和環烷化合物的相對溫和的條件下，操作所 述第二容器第一階段加氫處理反應區。
4.如權利要求1所述的方法，其中在有效於從被包含在所述分餾區塔底物流中的至少一部分石蠟和環烷化合物中去除雜原子和加氫裂化所述至少一部分石蠟和環烷化合物的相對溫和的條件下，操作所述第二階段加氫處理反應區。
5.如權利要求1所述的方法，其中所述富芳烴餾分包括芳香族氮化合物，其包括吡咯、喹啉、吖啶、咔唑以及它們的衍生物。
6.如權利要求1，I所述的方法，其中所述富芳烴餾分包括芳香族硫化合物，其包括噻吩、苯並噻吩和它們的衍生物以及二苯並噻吩和它們的衍生物。
7.如權利要求1所述的方法，其中使所述烴進料分離成貧芳烴餾分和富芳烴餾分包括: 使所述烴進料和有效量的萃取溶劑受到萃取區的影響以便產生 含有大比例的芳烴含量的所述烴進料和一部分所述萃取溶劑的萃取物和 含有大比例的非芳烴含量的所述烴進料和一部分所述萃取溶劑的萃餘液； 使至少相當大部分的所述萃取溶劑從所述萃餘液中分離並且保留所述貧芳烴餾分；以及 使至少相當大部分的所述萃取溶劑從所述萃取物中分離並且保留所述富芳烴餾分。
8.一種用於處理重質烴原料以便產生清潔運輸燃料的整合裝置，所述整合裝置包括: 芳烴分離區，其可操作以便從所述烴進料萃取芳香族有機硫化合物，所述芳烴分離區包括用於接收所述烴進料的入口、富芳烴出口以及貧芳烴出口 ； 第一階段加氫處理反應區的第一容器，其具有與所述富芳烴出口處於流體連通的入口和用於排出第一容器第一階段加氫處理反應區流出物的出口 ； 所述第一階段加氫處理反應區的第二容器，其具有與所述貧芳烴出口處於流體連通的入口和用於排出第二容器第一階段加氫處理反應區流出物的出口；分餾區，其具有與所述第一階段加氫處理反應區流出物和第二階段加氫處理反應區流出物均處於流體連通的入口、一個或多個用於排出產品的出口以及一個或多個用於排出分餾區塔底物的出口；以及 第二階段加氫處理反應區，其具有與所述分餾區塔底物流處於流體連通的入口和用於排出第二階段加氫處理反應區流出`物的出口。
【文檔編號】C10G67/04GK103764796SQ201280043048
【公開日】2014年4月30日 申請日期:2012年7月27日 優先權日:2011年7月29日
【發明者】O·R·克塞奧盧 申請人:沙烏地阿拉伯石油公司