PL189544B1

PL189544B1 - Integrated hydroconversion process with reverse hydrogen flow

Info

Publication number: PL189544B1
Application number: PL99342895A
Authority: PL
Inventors: Dennis R. Cash; Arthur J. Dahlberg; Hyung-Jae Yoon; Martin J. Armstrong
Original assignee: Chevron Usa Inc
Priority date: 1998-03-14
Filing date: 1999-01-08
Publication date: 2005-08-31
Also published as: BR9908753B1; AU2218299A; HUP0101799A2; PT1064343E; DE69915599D1; DE69915599T2; AR014713A1; JP2002506919A; WO1999047626A1; JP4383659B2; DK1064343T3; EA200000945A1; WO1999047626A9; CA2323910A1; AU761961B2; EP1064343A1; BR9908753A; EP1064343B1; PL342895A1; ES2218987T3

Abstract

An integrated process for hydrocracking and for hydrotreating dissimilar feeds using a single hydrogen recovery and recycle loop is disclosed. In the integrated process, hydrogen recovered from a first reaction zone is recovered and passed, without substantial cooling, to a second reaction zone. Liquid products from the first reaction zone may optionally be passed, along with the recovered hydrogen, to the second reaction zone. Hydrogen recovered from the second reaction zone is purified and used as a source of hydrogen for a first reaction zone.

Description

Przedmiotem wynalazku jest zintegrowany sposób hydrokonwersji, obejmujący:The subject of the invention is an integrated hydroconversion method, including:

a) połączenie pierwszego strumienia rafineryjnego z pierwszym strumieniem gazowym bogatym w wodór z wytworzeniem pierwszego wsadu surowca;a) combining the first refinery stream with the first hydrogen-rich gaseous stream to form a first feed;

b) podawanie pierwszego wsadu surowca do pierwszej strefy reakcji utrzymywanej w warunkach dostatecznych dla przeprowadzenia konwersji zakresu temperatur wrzenia, z wytworzeniem strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji, zawierającego składniki fazy normalnie ciekłej i składniki fazy normalnie gazowej;b) feeding the first feed of feed to a first reaction zone maintained at conditions sufficient to effect the boiling range conversion to produce a first reaction zone effluent comprising normally liquid phase components and normally gaseous phase components;

c) podanie co najmniej części składników fazy normalnie gazowej, bez istotnego chłodzenia, do zmieszania z drugim strumieniem rafineryjnym z wytworzeniem drugiego wsadu surowca;c) feeding at least a portion of the normally gaseous phase components without significant cooling to be mixed with the second refinery stream to form a second feed;

d) Podanie drugiego wsadu surowca do drugiej strefy reakcji, utrzymywanej w warunkach dostatecznych dla konwersji co najmniej części aromatów obecnych w drugim strumieniu rafineryjnym, z wytworzeniem strumienia wylotowego z drugiej strefy reakcji;d) Feeding a second feed of feed to a second reaction zone maintained at conditions sufficient to convert at least a portion of the aromatics present in the second refinery stream to form an effluent from the second reaction zone;

e) rozdzielenie strumienia wylotowego z drugiej strefy reakcji na co najmniej drugi strumień gazowy bogaty w wodór i drugi strumień ciekły; ie) separating the second reaction zone effluent into at least a second hydrogen-rich gaseous stream and a second liquid stream; and

f) recyklizację co najmniej części drugiego strumienia bogatego w wodór do pierwszej strefy reakcji.f) recycling at least a portion of the second hydrogen rich stream to the first reaction zone.

W procesie pierwsza strefa reakcji pracuje w warunkach nakierowanych na zmniejszenie ciężaru cząsteczkowej i konwersję temperatury wrzenia pierwszego strumienia rafineryjnego, przy zastosowaniu stosunkowo bardziej aktywnych katalizatorów. Druga strefa reakcji pracuje w warunkach nakierowanych na usunięcie siarki, azotu i aromatów, przy zastosowaniu katalizatorów aktywnych w reakcjach hydrotreatingu. W jednej z realizacji cały strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji łączy się z drugim strumieniem rafineryjnym do przepuszczenia przez katalizator w drugiej strefie reakcji. W innej realizacji strumień gazowy odzyskany ze strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji stosuje się jako źródło wodoru dla drugiej strefy reakcji. W sposobie strumień gazowy z separacji łączy się, bez zasadniczego ochłodzenia, z drugim strumieniem rafineryjnym. Korzystny strumień gazowy utrzymuje się w temperaturze co najmniej około 177°C, aż do temperatury pierwszej strefy reakcji. Strumienie wylotowe z pierwszej strefy reakcji i/lub drugiej strefy reakcji frakcjonuje się z wytworzeniem strumieni pozostałości i strumieniu destylatu, z których część można zawracać do pierwszej lub drugiej strefy reakcji. W sposobie asfalteny pozostające w strumieniu wylotowym z drugiej strefy reakcji oddziela się od strumieni recyklizowanych idących do pierwszej strefy reakcji, w celu zapobieżenia zanieczyszczeniu katalizatora pierwszej strefy reakcji.In the process, the first reaction zone is operated under conditions aimed at reducing the molecular weight and converting the boiling point of the first refinery stream, using relatively more active catalysts. The second reaction zone is operated under conditions aimed at removing sulfur, nitrogen and aromatics using catalysts active in hydrotreating reactions. In one embodiment, the entire first reaction zone effluent is combined with the second refinery stream to be passed through the catalyst in the second reaction zone. In another embodiment, a gaseous stream recovered from the first reaction zone effluent is used as a hydrogen source for the second reaction zone. In the method, the gaseous stream from the separation is combined with a second refinery stream without being substantially cooled. The preferred gaseous stream is maintained at a temperature of at least about 177 ° C up to the temperature of the first reaction zone. Effluents from the first reaction zone and / or the second reaction zone are fractionated to form residue streams and a distillate stream, some of which may be recycled to the first or second reaction zone. In the process, asphaltenes remaining in the second reaction zone effluent are separated from the recycle streams going to the first reaction zone to prevent fouling of the first reaction zone catalyst.

Figury 1 i 2 przedstawiają warianty realizacji wynalazku, z dwiema strefami reakcji w pojedynczym reaktorze. Figury 3 i 4 przedstawiają warianty realizacji wynalazku ze strefami reakcji w odrębnych naczyniach reakcyjnych, i strefą separacji między naczyniami.Figures 1 and 2 show embodiments of the invention with two reaction zones in a single reactor. Figures 3 and 4 show embodiments of the invention with reaction zones in separate reaction vessels, and a separation zone between the vessels.

Wynalazek dotyczy procesu z dwiema reakcjami, przy użyciu dwóch odrębnych strumieni zasilających, które są połączone w pojedynczy zintegrowany proces, przy zastosowaniu pojedynczego zasilania wodorem i układu odzyskiwania. Przepływy reagenta i produktu oraz warunki reakcji w sposobie według wynalazku są dobrane tak, że unika się zanieczyszczenia katalizatorów lub produktów, utrzymując sprawność katalizatora i efektywność procesów. Wsady surowca do procesu obejmują pierwszy strumień rafineryjny, zawierający relatywnie mniejsze ilości aromatów, w tym aromatów wielopierścieniowych, takich jak asfalteny, oraz drugi strumień rafineryjny, który zawiera relatywnie większe ilości aromatów i aromatów wielopierścieniowych. Sposób jest szczególnie użyteczny do obróbki relatywnie czystych surowców w warunkach krakowania oraz surowców bardziej aromatycznych w warunkach obróbki w zintegrowanym procesie przy zastosowaniu pojedynczego zasilania wodorem i układu odzyskiwania, bez zanieczyszczania katalizatorów krakowania zanieczyszczeniami w drugim strumieniu rafineryjnym lub bez przekrakowania drugiego strumienia rafineryjnego.The invention relates to a two-reaction process using two separate feed streams that are combined into a single integrated process using a single hydrogen feed and recovery system. Reagent and product flows and reaction conditions in the process of the invention are selected such that contamination of the catalysts or products is avoided, while maintaining catalyst efficiency and process efficiency. The feedstock to the process includes a first refinery stream that contains relatively minor amounts of aromatics, including multi-ring aromatics such as asphaltenes, and a second refinery stream that contains relatively higher amounts of aromatics and multi-ring aromatics. The process is particularly useful for treating relatively pure feedstocks under cracking conditions and more aromatic feedstocks under processing conditions in an integrated process using a single hydrogen feed and recovery system, without contaminating the cracking catalysts with impurities in the second refinery stream or without crosscracking the second refinery stream.

Odpowiednim pierwszym strumieniem rafineryjnym jest próżniowy olej gazowy (VGO), wrzący w zakresie temperatur powyżej około 260°C, zwykle w zakresie temperatur 260-593°C. Pierwszy strumień rafineryjny może zawierać azot, zwykle obecny w postaci organicznych związków azotu, w ilościach powyżej 1 ppm. Cechą sposobu według wynalazku jest to, że można w nim stosować surowce o wysokich zawartościach azotu i siarki, w tym surowce zawierające do 0,5% wagowych (i więcej) azotu i do 2% wagowych i więcej siarki.A suitable first refinery stream is vacuum gas oil (VGO), boiling in the temperature range above about 260 ° C, typically in the temperature range 260-593 ° C. The first refinery stream may contain nitrogen, usually present as organic nitrogen compounds, in amounts above 1 ppm. A feature of the process according to the invention is that it can use raw materials with high nitrogen and sulfur contents, including raw materials containing up to 0.5 wt.% (And more) nitrogen and up to 2 wt.% And more sulfur.

189 544189 544

Korzystne strumienie surowca do pierwszej strefy reakcji zawierają poniżej około 200 ppm azotu i poniżej około 0,25% wagowych siarki. Pierwszy strumień rafineryjny jest także korzystnie strumieniem o niskiej zawartości aromatów, w tym aromatów wielopierścieniowych i asfaltenów. Odpowiednie pierwsze strumienie rafineryjne, włączając wsady surowca do pierwszej strefy reakcji, które mogą zawierać strumienie recyklizowane, zawierają mniej niż około 500 ppm asfaltenów, korzystnie mniej niż około 200 ppm asfaltenów, a bardziej korzystnie mniej niż około 100 ppm asfaltenów. Przykładowe pierwsze strumienie rafineryjne obejmują lekkie oleje gazowe, ciężkie oleje gazowe, oleje próżniowe, oleje gazowe z przeróbki zachowawczej, oleje odasfaltowane i podobne. Przed obróbką sposobem według wynalazku pierwszy strumień rafineryjny może być przetwarzany, na przykład przez hydrorafinację, w celu zmniejszenia zawartości heteroatomu lub zasadniczego jego wyeliminowania. Pierwszy strumień rafineryjny może także zawierać składniki recyklizowane.Preferred feed streams for the first reaction zone contain less than about 200 ppm nitrogen and less than about 0.25 wt% sulfur. The first refinery stream is also preferably a low aromatics stream, including polycyclic aromatics and asphaltenes. Suitable first refinery streams, including feedstocks to the first reaction zone, which may contain recycle streams, contain less than about 500 ppm asphaltenes, preferably less than about 200 ppm asphaltenes, and more preferably less than about 100 ppm asphaltenes. Exemplary first refinery streams include light gas oils, heavy gas oils, vacuum oils, conservative gas oils, deasphalted oils, and the like. Prior to treatment by the process of the invention, the first refinery stream may be treated, for example by hydrotreatment, to reduce or substantially eliminate the heteroatom content. The first refinery stream may also contain recyclable components.

Pierwszy etap reakcji obejmuje usunięcie azotu i siarki z pierwszego strumienia rafineryjnego w pierwszej strefie reakcji i przeprowadzenie konwersji zakresu wrzenia, tak że normalnie ciekła część strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji ma normalny zakres wrzenia poniżej normalnego zakresu wrzenia pierwszego surowca rafineryjnego. Przez „normalny” rozumie się temperaturę wrzenia lub zakres temperatur wrzenia przy destylacji pod ciśnieniem jednej atmosfery, taki jak się oznacza w destylacji Dl 160. Jeśli nie wskazano inaczej, wszystkie podawane tu temperatury destylacji odnoszą się do normalnych temperatur i zakresów wrzenia. Proces w pierwszej strefie reakcji może być kontrolowany z ukierunkowaniem na określoną konwersję krakowania lub pożądaną zawartość siarki lub azotu w produkcie, lub oba te efekty jednocześnie. Konwersja jest generalnie związana z temperaturą odniesienia, taką jak na przykład minimalna temperatura wrzenia wsadu surowca. Stopień konwersji odnosi się do procentu wsadu wrzącego powyżej temperatury odniesienia, który jest przekształcany w produkty wrzące poniżej temperatury odniesienia.The first reaction step comprises removing nitrogen and sulfur from the first refinery stream in the first reaction zone and performing a boiling range conversion such that normally the liquid portion of the first reaction zone effluent has a normal boiling range below the normal boiling range of the first refinery feed. By "normal" is meant the boiling point or the boiling range for one atmosphere distillation, as is meant by distillation DI 160. Unless otherwise indicated, all distillation temperatures quoted herein refer to normal boiling temperatures and ranges. The process in the first reaction zone may be controlled to target a specific cracking conversion or a desired sulfur or nitrogen content in the product, or both. The conversion is generally related to a reference temperature such as, for example, the minimum boiling point of the feedstock. The conversion rate refers to the percentage of an input boiling above the reference temperature that is converted to products boiling below the reference temperature.

Strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji obejmuje składniki fazy normalnie ciekłej, np. produkty reakcji i nieprzereagowane składniki pierwszego strumienia rafineryjnego, które są ciekłe w warunkach otoczenia, oraz składniki fazy normalnie gazowej, np. produkty reakcji i nieprzereagowany wodór, które są normalnie parami w warunkach otoczenia. W sposobie pierwsza strefa reakcji jest utrzymywana w warunkach dostatecznych dla przeprowadzenia konwersji zakresu wrzenia pierwszego strumienia rafineryjnego co najmniej 25% w odniesieniu do temperatury odniesienia 650°F. Zatem, co najmniej 25% objętościowych składników pierwszego strumienia rafineryjnego wrzących powyżej około 650°F ulega konwersji w pierwszej strefie reakcji do składników wrzących poniżej około 650°F. Zakresem wynalazku objęta jest także praca przy poziomach konwersji wysokich aż do 100%. Przykładowe konwersje zakresu wrzenia wynoszą od około 30% do 90% objętościowych lub od około 40% do 80% objętościowych. W strumieniu wylotowym z pierwszej strefy reakcji zmniejsza się także zawartość azotu i siarki, przy czym w pierwszej strefie reakcji ulega konwersji co najmniej 50% cząsteczek zawierających azot z pierwszego strumienia rafineryjnego. Korzystnie produkty normalnie ciekłe obecne w strumieniu wylotowym z pierwszej strefy reakcji zawierają mniej niż około 1000 ppm siarki i mniej niż około 200 ppm azotu, bardziej korzystnie mniej niż około 250 ppm siarki i około 100 ppm azotu.The first reaction zone effluent includes normally liquid phase components, e.g., reaction products and unreacted first refinery stream components that are liquid under ambient conditions, and normally gaseous phase components, e.g., reaction products and unreacted hydrogen, which are normally vapor under ambient conditions. surroundings. In the method, the first reaction zone is maintained under conditions sufficient to effect a boiling range conversion of the first refinery stream of at least 25% with respect to a reference temperature of 650 ° F. Thus, at least 25% by volume of the components of the first refinery stream boiling above about 650 ° F are converted in the first reaction zone to components boiling below about 650 ° F. Operating at high conversion levels up to 100% is also within the scope of the invention. Exemplary boiling range conversions are from about 30% to 90% by volume, or from about 40% to 80% by volume. The nitrogen and sulfur content is also reduced in the first reaction zone effluent, with at least 50% of the nitrogen-containing molecules in the first refinery stream being converted in the first reaction zone. Preferably, the normally liquid products present in the first reaction zone effluent contain less than about 1000 ppm sulfur and less than about 200 ppm nitrogen, more preferably less than about 250 ppm sulfur and about 100 ppm nitrogen.

Warunki reakcji w pierwszej strefie reakcji obejmują temperaturę reakcji między około 250°C a około 500°C, ciśnienia od około 3,5 MPa do około 24,2 MPa i szybkość zasilania (obj. oleju/objętość katalizatora • h) od około 0,1 do około 20 h'¹ . Szybkości cyrkulccii wodoru są generalnie w zakresie od około 350 std litrów H₂/kg oleju do 1780 std litrów H₂/kg oleju. Korzystny zakres temperatur to od około 340°C do około 455°C. Korzystne całkowite ciśnienia reakcji to od około 7,0 MPa do około 20,7 MPa. Stwierdzono, że w przypadku korzystnego układu katalitycznego korzystne warunki procesu obejmują kontaktowanie surowca z wodorem w warunkach hydrokrakowania obejmujących ciśnienie od około 13,8 MPa do około 20,7 MPa, stosunek gazu do oleju między około 379-909 std litrów H₂/kg oleju LHSV około 0,5-1,5 h', i temperaturę w zakresie 360°C do 427°C.The reaction conditions in the first reaction zone include a reaction temperature between about 250 ° C and about 500 ° C, pressures from about 3.5 MPa to about 24.2 MPa, and a feed rate (oil volume / catalyst volume • h) from about 0. 1 to about 20 h ' ¹ . Hydrogen circulation rates are generally in the range from about 350 std liters of H ₂ / kg oil to 1780 std liters of H ₂ / kg oil. The preferred temperature range is from about 340 ° C to about 455 ° C. Preferred total reaction pressures are from about 7.0 MPa to about 20.7 MPa. For the preferred catalyst system, it has been found that the preferred process conditions include contacting the feed with hydrogen under hydrocracking conditions including a pressure of from about 13.8 MPa to about 20.7 MPa, a gas to oil ratio of about 379-909 std liters H ₂ / kg oil. LHSV about 0.5-1.5 h ', and a temperature in the range of 360 ° C to 427 ° C.

Pierwsza i druga strefa reakcji zawierają jeden lub więcej niż jeden katalizator. Jeśli w którejś ze stref reakcji obecny jest więcej niż jeden odrębny katalizator, to mogą one być obecne albo w postaci zmieszanej albo jako odrębne warstwy. Warstwowe układy katalityczneThe first and second reaction zones contain one or more catalysts. If more than one separate catalyst is present in any of the reaction zones, they may be present either in mixed form or as separate layers. Layered catalytic systems

189 544 są opisane na przykład w opisie patentowym USA nr 4990243. Katalizatory hydrokrakowania użyteczne w pierwszej strefie reakcji są dobrze znane. Generalnie katalizator hydrokrakowania zawiera składnik krakujący i składnik uwodorniający na tlenkowym nośniku lub środku wiążącym. Składnik krakujący może zawierać amorficzny składnik krakujący i/lub zeolit, taki jak zeolit typu Y, ultrastabilny zeolit typu Y, lub zeolit pozbawiony tlenku glinu. Odpowiednim amorficznym składnikiem krakującym jest krzemionka-tlenek glinu.189,544 are described, for example, in US Patent No. 4,990,243. Hydrocracking catalysts useful in the first reaction zone are well known. Generally, the hydrocracking catalyst comprises a cracking component and a hydrogenation component on an oxide support or binder. The cracking component may include an amorphous cracking component and / or a zeolite such as a Y-type zeolite, an ultra-stable Y-type zeolite, or an alumina free zeolite. A suitable amorphous cracking component is silica-alumina.

Składnik uwodorniający cząstek katalizatora jest wybrany z pierwiastków o znanej uwodorniającej aktywności katalitycznej. Generalnie wybiera się co najmniej jeden składnik metaliczny wybrany z pierwiastków grupy VIII (wg nomenklatury IU-PAC) i/lub pierwiastków grupy VI (wg nomenklatury IUPAC). Pierwiastki grupy VI obejmują chrom, molibden i wolfram. Pierwiastki grupy VIII obejmują żelazo, kobalt, nikiel, ruten, rod, pallad, osm, iryd i platynę. Ilość(ci) składnika(ów) uwodorniającego(ych) w katalizatorze są zawarte w zakresie od około 0,5% do około 10% wagowych metalu(i) grupy VIII i od około 5% do około 25% wagowych metalu(i) grupy VI, w przeliczeniu na tlenki metali na 100 gramów całości katalizatora przez nasiarczaniem. Składniki uwodorniające w katalizatorze mogą być w formie utlenionej i/lub formie sulfidowej. Jeśli kombinacja co najmniej jednego składnika metalicznego grupy VI i grupy VIII jest obecna w postaci tlenków (mieszanych), to przed właściwym zastosowaniem w hydrokrakowaniu będzie się ją poddawać obróbce sulfidującej. Odpowiedni jest katalizator zawierający jeden lub więcej składników z niklu i/lub kobaltu i jeden lub więcej składników z platyny i/lub palladu. Szczególnie korzystne są katalizatory zawierające nikiel i molibden, nikiel i wolfram, platynę i/lub pallad.The hydrogenation component of the catalyst particles is selected from elements having a known hydrogenation catalytic activity. Generally, at least one metallic component is selected from Group VIII elements (IU-PAC nomenclature) and / or Group VI elements (IUPAC nomenclature). Group VI elements include chromium, molybdenum and tungsten. Group VIII elements include iron, cobalt, nickel, ruthenium, rhodium, palladium, osmium, iridium and platinum. The amount of hydrogenation component (s) in the catalyst ranges from about 0.5% to about 10% by weight of the Group VIII metal (s) and from about 5% to about 25% by weight of the Group VIII metal (s). VI, expressed as metal oxides per 100 grams of total catalyst before sulfation. The hydrogenation components in the catalyst may be in the oxidized form and / or in the sulfide form. If a combination of at least one Group VI and Group VIII metal component is present as (mixed) oxides, it will be subjected to a sulfation treatment prior to its actual use in hydrocracking. A catalyst comprising one or more nickel and / or cobalt components and one or more platinum and / or palladium components is suitable. Catalysts containing nickel and molybdenum, nickel and tungsten, platinum and / or palladium are particularly preferred.

Cząstki katalizatora hydrokrakowania do stosowania w wynalazku można wytworzyć przez zmieszanie lub współproszkowanie aktywnych źródeł metali uwodorniających ze środkiem wiążącym. Przykładami odpowiednich środków wiążących są krzemionka, tlenek glinu, glinki, ditlenek tytanu, ditlenek magnezu i krzemionka-tlenek glinu. Preferowane jest stosowanie jako środka wiążącego tlenku glinu. W razie potrzeby dla dopasowania cząstek katalizatora dla danego zastosowania można dodawać inne składniki, takie jak fosfor. Następnie zmieszane składniki kształtuje się, na przykład przez wytłaczanie, suszy i kalcynuje z wytworzeniem cząstek gotowego katalizatora. Alternatywnie, równie odpowiednie metody wytwarzania cząstek katalizatora amorficznego obejmują wytworzenie cząstek tlenkowego środka wiążącego, na przykład przez wytłaczanie, suszenie i kalcynowanie, a następnie osadzanie metali uwodorniających na cząstkach tlenku przy zastosowaniu metod takich jak impregnowanie. Następnie cząstki katalizatora zawierające metale uwodorniające przed jego zastosowaniem jako katalizatora uwodorniania suszy się i kalcynuje.The hydrocracking catalyst particles for use in the invention can be prepared by mixing or co-pulverizing active sources of hydrogenating metals with a binder. Examples of suitable binders are silica, alumina, clays, titanium dioxide, magnesium dioxide, and silica-alumina. The use of alumina as the binder is preferred. If desired, other ingredients such as phosphorus can be added to tailor the catalyst particles to a given application. The mixed components are then shaped, for example by extrusion, dried and calcined to form the finished catalyst particles. Alternatively, equally suitable methods for preparing the amorphous catalyst particles include preparing oxide binder particles, for example by extrusion, drying and calcining, and then depositing the hydrogenating metals onto the oxide particles using methods such as impregnation. The catalyst particles containing the hydrogenation metals are then dried and calcined prior to their use as a hydrogenation catalyst.

Strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji zawiera składniki fazy normalnie ciekłej i składniki fazy normalnie gazowej. Składniki fazy normalnie gazowej obejmują nieprzereagowany wodór z pierwszej strefy reakcji. W konwencjonalnym przetwórstwie strumień wylotowy ze strefy reakcji jest zwykle rozdzielany wjednej lub więcej stref separacji działających pod zmniejszoną temperaturą i/lub ciśnieniem, w celu odzyskania strumienia zasadniczo czystego wodoru do jego recyklizacji. Cechą niniejszego wynalazku jest to, że składniki fazy normalnie gazowej podaje się do drugiej strefy reakcji pod zasadniczo takim samym ciśnieniem jak w pierwszej strefie reakcji, i bez znaczącego chłodzenia. W jednej z realizacji wynalazku cały strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji podaje się, bez chłodzenia ani dodatkowej separacji, do drugiej strefy reakcji. W drugim wariancie realizacji wynalazku, strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji rozdziela się pod zasadniczo tym samym ciśnieniem i przy zasadniczo tej samej temperaturze jak w pierwszej strefie reakcji, i co najmniej część odseparowanej fazy gazowej podaje się do drugiej strefy reakcji bez dodatkowego chłodzenia, innego niż chłodzenie które może wystąpić jeśli odseparowaną fazę gazową zmiesza się z innymi, relatywnie chłodniejszymi reagentami. W trzecim wariancie realizacji strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji rozdziela się w pierwszej strefie reakcji i co najmniej część odseparowanej fazy normalnie gazowej podaje się do drugiej strefy reakcji bez znaczącego chłodzenia, do zmieszania z drugim strumieniem rafineryjnym. Takie rozdzielanie może nastąpić w reaktorze zawierającym jedną ze stref reakcji lub w strefie separacji odrębnej od strefy reakcji.The first reaction zone effluent comprises normally liquid phase components and normally gaseous phase components. Normally gaseous phase components include unreacted hydrogen from the first reaction zone. In conventional processing, the reaction zone effluent is typically split into one or more separation zones operated at reduced temperature and / or pressure to recover a substantially pure hydrogen stream for recycling. It is a feature of the present invention that the normally gaseous phase components are fed to the second reaction zone at substantially the same pressure as the first reaction zone, and without significant cooling. In one embodiment of the invention, the entire effluent from the first reaction zone is fed, without cooling or additional separation, to the second reaction zone. In a second embodiment of the invention, the effluent from the first reaction zone is split at substantially the same pressure and temperature as the first reaction zone, and at least a portion of the separated gas phase is fed to the second reaction zone without additional cooling other than cooling that can occur if the separated gaseous phase is mixed with other, relatively cooler reactants. In a third embodiment, the effluent from the first reaction zone is split in the first reaction zone and at least a portion of the normally gaseous separated phase is fed to the second reaction zone without significant cooling for mixing with the second refinery stream. Such separation can take place in a reactor containing one of the reaction zones or in a separation zone separate from the reaction zone.

189 544189 544

Zatem, nieprzereagowany wodór z pierwszej strefy reakcji łączy się z drugim strumieniem rafineryjnym, a połączony wsad surowca, razem z ewentualnie dodatkowo dodanym gazem zawierającym wodór, podaje się kaskadowo do drugiego złoża katalitycznego w drugiej strefie reakcji, którą utrzymuje się w warunkach hydrotreatingu dostatecznych dla usunięcia co najmniej części azotu i części związków aromatycznych z drugiego strumienia rafineryjnego. Wsady surowca mogą przepływać poprzez jedną lub obie strefy reakcji w przepływie grawitacyjnym w kierunku w dół lub w górę przeciwnie do grawitacji.Thus, unreacted hydrogen from the first reaction zone is combined with the second refinery stream and the combined feed of the feed, along with optionally additionally added hydrogen containing gas, is cascaded to a second catalytic bed in the second reaction zone which is maintained under hydrotreating conditions sufficient to remove at least some nitrogen and some aromatics from the second refinery stream. The feedstock can flow through one or both of the reaction zones in a gravity flow in an upward or downward direction against gravity.

Drugi stopień reakcji jest to hydrotreating drugiego strumienia rafineryjnego w warunkach dostatecznych dla usunięcia co najmniej części związków aromatycznych. Korzystnie, w zintegrowanym procesie z drugiego strumienia rafineryjnego usuwa się co najmniej około 50% aromatów. Typowe funkcje hydrotreatingu obejmują także usuwanie heteroatomów takich jak siarka i azot, usuwanie metali zawartych w surowcu, i nasycanie co najmniej części olefin w surowcu. Szczególnie pożądane jest usunięcie podczas hydrotreatingu związków wielopierścieniowych, które są szczególnie szkodliwe dla katalizatora hydrokrakowania, z którym mogą się kontaktować. Może nastąpić także w pewnym stopniu krakowanie, zależnie od ostrości warunków hydrotreatingu.The second reaction stage is the hydrotreating of the second refinery stream under conditions sufficient to remove at least some of the aromatics. Preferably, at least about 50% of the aromatics are removed from the second refinery stream in the integrated process. Typical hydrotreating functions also include removing heteroatoms such as sulfur and nitrogen, removing metals contained in the feed, and saturating at least some of the olefins in the feed. It is particularly desirable to remove polycyclic compounds during hydrotreating which are particularly detrimental to the hydrocracking catalyst with which they may contact. Cracking to some extent may also occur depending on the severity of the hydrotreating conditions.

Przykładem drugiego strumienia rafineryjnego jest strumień o zakresie wrzenia wyższym niż pierwszy strumień rafineryjny, i zawierający większą ilość siarki, azotu i zanieczyszczeń aromatycznych, zwłaszcza wielopierścieniowych związków aromatycznych. Do odpowiednich drugich strumieni rafineryjnych należą pozostałości odasfaltowane lub surowe pozostałości po destylacji atmosferycznej ropy naftowej (zredukowana surowa ropa lub pozostałości z kolumny atmosferycznej), lub pozostałości z destylacji próżniowej (pozostałość próżniowa). Odpowiednim drugim strumieniem rafineryjnym jest także odasfaltowana ropa. Surowcem pozostałościowym, który może być przetwarzany sposobem według wynalazku jest wysokowrzący materiał węglowodorowy, mający normalny zakres wrzenia w większości powyżej 316°C lub w którym co najmniej 80% objętościowych surowca wrze między 316°C a 816°C, a korzystnie co najmniej 80% objętościowych drugiego strumienia rafineryjnego ma normalną temperaturę wrzenia powyżej około 538°C. Surowiec pozostałościowy zawiera ponadto wysokie stężenie asfaltenów, co czyni go generalnie nieakceptowalnym surowcem do hydrokrakowania bez etapu hydroobróbki wstępnej. Asfalteny można oznaczyć jako zawartość substancji nierozpuszczalnych w n-heptanie zgodnie z normą ASTM D 3279-90.An example of a second refinery stream is a stream having a boiling range higher than the first refinery stream and containing a higher proportion of sulfur, nitrogen and aromatic impurities, especially polycyclic aromatics. Suitable second refinery streams include deasphalted residues or crude oil atmospheric distillation residues (reduced crude oil or atmospheric column residues), or vacuum distillation residues (vacuum residues). Deasphalted crude oil is also a suitable second refinery stream. The residual raw material that can be processed by the process of the invention is a high-boiling hydrocarbon material having a normal boiling range mostly above 316 ° C or in which at least 80% by volume of the feed boils between 316 ° C and 816 ° C, and preferably at least 80%. by volume of the second refinery stream has a normal boiling point in excess of about 538 ° C. The residual feedstock further contains a high concentration of asphaltenes, which makes it a generally unacceptable feedstock for hydrocracking without a hydrotreating step. Asphaltenes can be determined as n-heptane insoluble content according to ASTM D 3279-90.

Przy oznaczaniu substancji nierozpuszczalnych w n-heptanie, około 1,0 grama próbki strumienia rafineryjnego miesza się z n-heptanem w stosunku 100 ml rozpuszczalnika na 1 gram próbki. Mieszaninę ogrzewa się delikatnie do wrzenia przez okres czasu 15-20 minut i następnie pozostawia do ochłodzenia na 1 godzinę. Następnie próbkę ogrzewa się do 38-49°C i sączy przez wkładkę filtrującą, zwilżoną uprzednio 5 ml n-heptanu. Precypitat przemywa się trzema porcjami po 10 ml n-heptanu, suszy w 107°C przez 15 minut, chłodzi i waży. Procent wagowy substancji nierozpuszczalnych w n-heptanie oznacza się jako procent wagowy próbki początkowej.For the determination of n-heptane insolubles, approximately 1.0 grams of a sample from the refinery stream is mixed with n-heptane in a ratio of 100 ml of solvent per gram of sample. The mixture is gently refluxed for 15-20 minutes and then allowed to cool for 1 hour. The sample is then heated to 38-49 ° C and filtered through a filter pad previously moistened with 5 ml of n-heptane. The precipitate is washed with three 10 ml portions of n-heptane, dried at 107 ° C for 15 minutes, cooled and weighed. The weight percent of n-heptane insoluble matter is determined as the weight percent of the initial sample.

Surowcami zwykle przetwarzanymi sposobem według wynalazku są surowce zawierające powyżej około 500 ppm asfaltenów i aż do 10000 ppm asfaltenów lub więcej; a ponadto zawierające powyżej 10 ppm metali lub powyżej 0,1% wagowych siarki, typowo powyżej 1% wagowy siarki i 0,2% azotu, oraz powyżej 50% aromatów. Uważa się, że metale są obecne w postaci związków metaloorganicznych, ale stężenie metali podawane jest tu w częściach na milion czystego metalu. Typowymi metalami zanieczyszczającymi w surowcu są nikiel, wanad i żelazo. Siarka jest obecna jako organiczne związki siarki, a % wagowy siarki oblicza się na siarkę elementarną. Surowiec pozostałościowy będzie miał typowo większe zawartości siarki i azotu niż surowiec dla pierwszej strefy reakcji. W tym przykładowym sposobie, drugi strumień rafineryjny poddaje się hydrotreatingowi w celu usunięcia azotu, siarki i zanieczyszczeń metalicznych z surowca i nasycenia lub usunięcia w inny sposób aromatów, w tym aromatów ciężkich. Zanieczyszczenia takie, włączając ciężkie aromaty i metale, dezaktywują katalizator hydrokrakowania z niedopuszczalnie wysoką szybkością kiedy pierwszy i drugi strumień rafineryjny łączą się i kontaktują z wodorem nad katalizatorem hydrokrakowania. Ponadto, w sposobie według wynalazku nieprzereagowane lub całkowicie nieprzereagowane produkty pozostające w strumieniu wylotowym z drugiej strefy reakcji są skutecznie izolowa189 544 ne od pierwszej strefy reakcji, co dodatkowo zapobiega przed zanieczyszczeniem zawartego w niej katalizatora. Drugi strumień rafineryjny może być poddawany obróbce wodorem (hydrotreatingowi) lub demetalizacji przed jego zastosowaniem jako surowca w sposobie według wynalazku.The raw materials commonly processed in the process of the invention are those containing greater than about 500 ppm asphaltenes and up to 10,000 ppm asphaltenes or more; and further containing more than 10 ppm metals or more than 0.1% sulfur by weight, typically more than 1% by weight sulfur and 0.2% nitrogen, and more than 50% aromatics. Metals are believed to be present as organometallic compounds, but the concentration of metals is reported herein in parts per million of pure metal. Typical contaminating metals in the raw material are nickel, vanadium and iron. The sulfur is present as organic sulfur compounds and the wt% sulfur is calculated as elemental sulfur. The residual feed will typically have higher sulfur and nitrogen contents than the feed for the first reaction zone. In this exemplary process, the second refinery stream is hydrotreated to remove nitrogen, sulfur, and metallic impurities from the feed and saturate or otherwise remove aromatics, including heavy aromatics. Such impurities, including heavy aromatics and metals, deactivate the hydrocracking catalyst at an unacceptably high rate when the first and second refinery streams combine and contact the hydrogen over the hydrocracking catalyst. Furthermore, in the process of the invention, unreacted or completely unreacted products remaining in the second reaction zone effluent are effectively isolated from the first reaction zone, which further prevents contamination of the catalyst therein. The second refinery stream may be hydrotreated or demetalized prior to its use as a feedstock in the process of the invention.

Kiedy opisany wyżej sposób stosuje się do obróbki wodorem surowców w celu usunięcia z nich zanieczyszczeń siarkowych i azotowych, typowe warunki hydrotreatingu w drugiej strefie reakcji obejmują temperaturę reakcji między około 250°C a około 500°C, ciśnienia od około 3,5 MPa do około 24,2 MPa i szybkość zasilania (obj. oleju/objętość katalizatora • h) od około 0,1 do około 20 h'¹. Szybkości cyrkulacji wodoru są generalnie w zakresie od około 350 std litrów H₂/kg oleju do 1780 std litrów H₂/kg oleju. Korzystny zakres temperatur to od około 340°C do około 455°C. Korzystne całkowite ciśnienia reakcji to od około 7,0 MPa do około 20,7 MPa.When the above-described process is used to hydroprocess raw materials to remove sulfur and nitrogen impurities therefrom, typical second reaction zone hydrotreating conditions include a reaction temperature of between about 250 ° C and about 500 ° C, pressures of about 3.5 MPa to about 24.2 MPa and a feed rate (oil volume / catalyst volume • h) from about 0.1 to about 20 h ^-1 . Hydrogen circulation rates generally range from about 350 std liters H ₂ / kg oil to 1780 std liters H ₂ / kg oil. The preferred temperature range is from about 340 ° C to about 455 ° C. Preferred total reaction pressures are from about 7.0 MPa to about 20.7 MPa.

Katalizatorem hydrotreatingu zwykle będzie kompozyt metalu grupy VI lub jego związku i metalu grupy VIII lub jego związku naniesiony na porowate podłoże ogniotrwałe, takie jak tlenek glinu. Przykładami katalizatorów hydrotreatingu są kobalt-molibden, sulfid niklu, nikiel-wolfram, kobalt-wolfram i nikiel molibden na tlenku glinu jako nośniku. Typowo takie katalizatory hydrotreatingu poddaje się wstępnej sulfidyzacji (nasiarczaniu).The hydrotreating catalyst will typically be a composite of a Group VI metal or compound thereof and a Group VIII metal or compound thereof applied to a porous refractory substrate such as alumina. Examples of hydrotreating catalysts are cobalt-molybdenum, nickel sulfide, nickel-tungsten, cobalt-tungsten and nickel-molybdenum on an alumina support. Typically such hydrotreating catalysts are pre-sulfidized (sulfated).

Sposób według wynalazku jest szczególnie przydatny do wytwarzania frakcji destylatu średniego wrzących w zakresie około 121°C-371°C wyznaczanym za pomocą testu z odpowiedniej normy ASTM. Przez środkową frakcję destylatu mającą zakres wrzenia około 121°C-371°C rozumie się, że co najmniej 75% objętościowych, korzystnie 85% objętościowych składników destylatu środkowego ma normalną temperaturę wrzenia powyżej około 121 °C i ponadto że co najmniej 75% objętościowych, korzystnie 85% objętościowych składników destylatu środkowego ma normalną temperaturę wrzenia poniżej około 371 °C. Termin „destylat średni” obejmuje frakcje wrzące w zakresie oleju napędowego, odrzutowego i benzyny ciężkiej. Zakres wrzenia benzyny ciężkiej lub paliwa odrzutowego odnosi się do zakresu temperatur około 138-274°C. Benzyna lub nafta to normalnie frakcja od C5 do 204°C dostępnych węglowodorów. Zakresy temperatur wrzenia różnych frakcji produktu odzyskiwanych w każdej konkretnej rafinerii będą zmieniać się zależnie od takich czynników jak charakterystyka surowej ropy naftowej, lokalne rynki rafineryjne, ceny produktów, itp. Dalsze szczegóły właściwości benzyny ciężkiej lub oleju napędowego podają normy ASTM D-975 i D-3699-83.The process of the invention is particularly suitable for producing middle distillate fractions boiling in the range of about 121 ° C-371 ° C as determined by the appropriate ASTM standard test. By the middle distillate fraction having a boiling range of about 121 ° C-371 ° C is meant that at least 75% by volume, preferably 85% by volume of the components of the middle distillate have a normal boiling point above about 121 ° C and further that at least 75% by volume, preferably, 85% by volume of the middle distillate components have a normal boiling point below about 371 ° C. The term "middle distillate" covers the boiling fractions of diesel fuel, jet oil and naphtha. The boiling range of naphtha or jet fuel relates to a temperature range of approximately 138-274 ° C. Gasoline or kerosene is normally the C5 to 204 ° C fraction of the available hydrocarbons. The boiling ranges of the various product fractions recovered at each particular refinery will vary depending upon factors such as crude oil characteristics, local refinery markets, product prices, etc. For further details on naphtha or diesel properties, see ASTM D-975 and D- 3699-83.

W sposobie według wynalazku pojedyncze zasilanie wodorem dostarcza wodór dla pierwszej i dla drugiej strefy reakcji. Wodór uzupełniający łączy się z niskociśnieniowym wodorem recykłizowanym z drugiej strefy reakcji, a połączone strumienie podaje się do pierwszej strefy reakcji. Nieprzereagowany wodór z pierwszej strefy reakcji podaje się bez znaczącego chłodzenia do drugiej strefy reakcji. W kontraście z procesami konwencjonalnymi, w których nieprzereagowany wodór z pierwszej strefy reakcji oddziela się od strumienia wylotowego ze strefy reakcji, chłodzi, zrzuca ciśnienie i oczyszcza w celu usunięcia zanieczyszczeń, w sposobie według wynalazku co najmniej część nieprzereagowanego wodoru podaje się z pierwszej strefy reakcji do drugiej strefy reakcji pod zasadniczo takim samym ciśnieniem jak w pierwszej strefie reakcji i bez dodatkowego chłodzenia, z wyjątkiem przypadkowych spadków temperatury i ciśnienia, które mogą nastąpić podczas separacji oraz przeprowadzania strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji do drugiej strefy reakcji. Korzystną temperaturą nieprzereagowanego wodoru, podawanego z pierwszej strefy reakcji do drugiej strefy reakcji jest temperatura co najmniej około 177°C, bardziej korzystnie co najmniej około 260°C, a najbardziej korzystnie co najmniej około 317°C. Nieprzereagowany wodór z drugiej strefy reakcji oczyszcza się w celu usunięcia zanieczyszczeń i recyklizuje do pierwszej strefy reakcji.In the process of the invention, a single hydrogen feed provides hydrogen for the first and second reaction zones. Make-up hydrogen is combined with the low pressure hydrogen recycled from the second reaction zone, and the combined streams are fed to the first reaction zone. Unreacted hydrogen from the first reaction zone is fed to the second reaction zone without significant cooling. In contrast to conventional processes in which unreacted hydrogen from a first reaction zone is separated from the reaction zone effluent, cooled, depressurized and purged to remove impurities, in the process of the invention at least a portion of unreacted hydrogen is fed from the first reaction zone to the second reaction zone at substantially the same pressure as the first reaction zone and without additional cooling, except for accidental temperature and pressure drops that may occur during separation and the passage of the effluent from the first reaction zone to the second reaction zone. The preferred temperature of the unreacted hydrogen fed from the first reaction zone to the second reaction zone is a temperature of at least about 177 ° C, more preferably at least about 260 ° C, and most preferably at least about 317 ° C. Unreacted hydrogen from the second reaction zone is purified to remove impurities and recycled to the first reaction zone.

Na figurach rysunku ujawniono korzystne warianty realizacji sposobu według wynalazku. Na figurach nie są ujęte różne części wyposażenia pomocniczego, takie jak wymienniki ciepła, skraplacze, pompy i sprężarki, które oczywiście będą niezbędne dla kompletnego schematu przetwórczego, i które są znane specjalistom.The figures show preferred embodiments of the method according to the invention. The figures do not include the various parts of auxiliary equipment, such as heat exchangers, condensers, pumps and compressors, which will of course be necessary for a complete processing scheme and which are known to those skilled in the art.

Na fig. 1 pojedynczy reaktor ze spływem w dół 80 zawiera co najmniej dwie zestawione pionowo strefy reakcji. Pierwsza strefa reakcji 115 służy do krakowania pierwszego strumie10In Figure 1, a single downflow reactor 80 includes at least two vertically aligned reaction zones. The first reaction zone 115 is for cracking the first stream 10

189 544 nia rafineryjnego 85. Druga strefa reakcji 20 służy do usuwania cząsteczek zawierających azot oraz aromatów z drugiego strumienia rafineryjnego 5. Odpowiedni stosunek objętościowy objętości katalizatora w pierwszej strefie reakcji do objętości katalizatora w drugiej strefie reakcji obejmuje szeroki zakres, zależnie od stosunku pierwszego strumienia rafineryjnego do drugiego strumienia rafineryjnego. Typowe stosunki generalnie leżą w zakresie między 20:1 a 1:20. Korzystny stosunek objętościowy jest zawarty między 10:1 a 1:10, bardziej korzystnie stosunek objętościowy jest zawarty między 5:1 a 1:2.85. Second reaction zone 20 serves to remove nitrogen-containing molecules and aromatics from the second refinery stream 5. A suitable volume ratio of catalyst volume in the first reaction zone to catalyst volume in the second reaction zone ranges widely, depending on the ratio of the first refinery stream. to the second refinery stream. Typical ratios generally range between 20: 1 and 1:20. A preferred volume ratio is between 10: 1 and 1:10, more preferably the volume ratio is between 5: 1 and 1: 2.

W procesie zintegrowanym pierwszy strumień rafineryjny 85 łączy się z pierwszym gazowym strumieniem zasilającym 170 z wytworzeniem pierwszego wsadu surowca 105, który ogrzewa się w pierwszym piecu do ogrzewania surowca 110 i podaje do pierwszej strefy reakcji 115, zawartej w naczyniu reaktora 80. Pierwszy gazowy strumień zasilający 170 zawiera powyżej 50% wodoru, zaś pozostałość stanowią różne ilości gazów lekkich, w tym gazów węglowodorowych. Pierwszy gazowy strumień zasilający 170 pokazany na figurze jest mieszanką wodoru uzupełniającego 95 i wodoru recyklizowanego 175. Jakkolwiek stosowanie strumienia wodoru recyklizowanego jest generalnie preferowane z powodów ekonomicznych, to nie jest konieczne. W sposobie według wynalazku pierwszy wsad surowca 105 jest podawany do pierwszej strefy reakcji 115 w warunkach dostatecznych do przeprowadzenia konwersji zakresu wrzenia, z wytworzeniem strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji 120, zawierającego składniki fazy normalnie ciekłej i składniki fazy normalnie gazowej.In an integrated process, the first refinery stream 85 is combined with the first gaseous feed stream 170 to form a first feed of feed 105, which is heated in the first feed heating furnace 110 and fed to a first reaction zone 115 contained in the reactor vessel 80. The first gaseous feed stream. 170 contains greater than 50% hydrogen with the remainder being various amounts of light gases including hydrocarbon gases. The first gaseous feed stream 170 shown in the figure is a blend of make-up hydrogen 95 and recycle hydrogen 175. While the use of a recycle hydrogen stream is generally preferred for economic reasons, it is not necessary. In the process of the present invention, the first feed of feed 105 is fed to the first reaction zone 115 under conditions sufficient to effect a boiling range conversion to produce an outlet stream from the first reaction zone 120 containing normally liquid phase components and normally gaseous phase components.

W alternatywnej realizacji drugi stopień reakcji służy do hydrotreatingu niskowrzącego strumienia rafineryjnego w celu zmniejszenia zawartości aromatów w drugim strumieniu rafineryjnym bez przekrakowania. Znacząca część tego lekkiego surowca wrze w zakresie temperatur poniżej zakresu temperatur pierwszego strumienia rafineryjnego, a generalnie w zakresie destylatu średniego lub nieco wyższym, tak że proces hydrotreatingu w drugiej strefie reakcji wytwarza znaczące ilości wysokiej jakości paliw środkowej frakcji destylatu. Zatem, co najmniej około 75% objętościowych odpowiedniego drugiego strumienia rafineryjnego ma normalną temperaturę wrzenia poniżej około 538°C. Strumień rafineryjny z co najmniej około 75% objętościowych jego składników mających normalną temperaturę wrzenia w zakresie 121-371 °C jest przykładem korzystnego drugiego strumienia rafineryjnego. Sposób według wynalazku dostarcza metody hydrotreatingu drugiego strumienia rafineryjnego, zawierającego większe ilości aromatów niż pierwszy strumień rafineryjny. Odpowiednie drugie strumienie rafineryjne obejmują środkowe strumienie destylacyjne z jednostek frakcjonowania surowej ropy, w tym olej napędowy z pierwszej destylacji; syntetyczne materiały krakowe, takie jak produkty krakowe z FCC lub jednostki koksowniczej, w tym oleje lekki i ciężki i olej gazowy z koksowania; olej odasfaltowany; strumienie VGO z procesu paliwa syntetycznego i podobne. Jakkolwiek znacząca część drugiego strumienia rafineryjnego może wrzeć w zakresie destylatu średniego, tak że dodatkowe zmniejszenie ciężaru cząsteczkowego przez krakowanie jest zbędne a nawet niepożądane, to surowiec do drugiej strefy reakcji zwykle zawiera duże ilości aromatów lub olefin, które przyczyniają się do niepożądanych właściwości oleju średniego jako paliwa, jeśli nie zostaną usunięte. Składniki aromatyczne w drugim strumieniu rafineryjnym mogą hamować aktywność katalizatora hydrokrakowania kiedy katalizator hydrokrakowania kontaktuje się z drugim strumieniem rafineryjnym. Wynalazek niniejszy jest zatem oparty na nieoczekiwanym odkryciu, że kiedy pierwszy strumień rafineryjny i drugi strumień rafineryjny wprowadzi się, jako odrębne strumienie, w różnych miejscach w zintegrowanym procesie hydrokonwersji zamiast mieszania ich i podawania razem poprzez pierwszą i drugą strefę reakcji, to wzrasta aktywność katalityczna krakująca dla zmniejszenia temperatury wrzenia, poprawia się zużycie wodoru (to jest ulega zmniejszeniu), i wzrasta wydajność destylatu środkowego. Kiedy jako drugi strumień rafineryjny stosuje się surowce lekkie, to ewentualny strumień recyklizacji pozostałości do pierwszej strefy reakcji nie będzie zasadniczo zawierał nieprzereagowanych składników drugiego strumienia rafineryjnego.In an alternate embodiment, the second reaction stage is used to hydrotreate a low boiling refinery stream to reduce the aromatics content of the second refinery stream without recasting. A significant proportion of this light feed boils in a temperature range below the temperature range of the first refinery stream, and generally in the middle distillate range or slightly above, such that the hydrotreating process in the second reaction zone produces significant amounts of high quality middle distillate fuels. Thus, at least about 75% by volume of the corresponding second refinery stream has a normal boiling point below about 538 ° C. A refinery stream with at least about 75 vol.% Of its components having a normal boiling point in the range of 121-371 ° C is an example of a preferred second refinery stream. The process of the invention provides a method of hydrotreating a second refinery stream containing greater amounts of aromatics than the first refinery stream. Suitable second refinery streams include middle distillation streams from crude oil fractionation units, including first run gas oil; synthetic cracking materials such as FCC or coke unit cracking products including light and heavy oils and coking gas oil; deasphalted oil; VGO streams from a synthetic fuel process and the like. While a significant portion of the second refinery stream may boil in the middle distillate range, so that additional reduction in molecular weight by cracking is unnecessary and even undesirable, the feed to the second reaction zone usually contains large amounts of aromatics or olefins which contribute to the undesirable properties of middle oil as fuel if not removed. The aromatic components in the second refinery stream can inhibit the activity of the hydrocracking catalyst when the hydrocracking catalyst contacts the second refinery stream. The present invention is thus based on the unexpected discovery that when the first refinery stream and the second refinery stream are introduced as separate streams at different locations in an integrated hydroconversion process, instead of mixing and feeding them together through the first and second reaction zones, cracking catalytic activity increases. to reduce the boiling point, the hydrogen consumption is improved (ie, it is reduced), and the yield of the middle distillate is increased. When light feeds are used as the second refinery stream, the possible residue recycle stream to the first reaction zone will be substantially free of unreacted components of the second refinery stream.

Na fig. 1 i fig. 2 strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji 120 jest podawany do regionu międzystopniowego 125, to jest regionu w naczyniu reaktora, który zawiera środek do mieszania i redystrybucji cieczy i gazów ze strefy reakcji powyżej zanim zostaną one wprowadzone do strefy reakcji poniżej. Takie mieszanie i redystrybucja poprawiają efektywność reakcji i zmniejszają szansę występowania gradientów termicznych lub gorących miejscIn Figures 1 and 2, the effluent from the first reaction zone 120 is fed to the interstage region 125, i.e., the region in the reactor vessel that contains means for mixing and redistributing the liquids and gases from the reaction zone upstream before they enter the reaction zone. below. Such mixing and redistribution improve the efficiency of the reaction and reduce the chance of thermal gradients or hot spots

189 544 w strefie reaktora poniżej. W sposobie według wynalazku drugi strumień rafineryjny 5 łączy się z ewentualnym strumieniem zawierającym wodór 140, z wytworzeniem połączonego wsadu surowca 15, który ogrzewa się w drugim piecu do ogrzewania surowca 10 i podaje do regionu międzystopniowego 125. Wodór dodany w strumieniu 140 uzupełnia wodór przereagowany w pierwszej strefie reakcji, i nie jest wymagany jeśli dostateczna ilość wodoru jest dodana do pierwszej strefy reakcji poprzez strumień 170. Jakkolwiek strumień 140 może zawierać wodór recyklizowany, to może także zawierać wodór uzupełniający, zależnie od dostępności wodoru wdanym ulokowaniu procesu. W realizacji pokazanej na fig. 1, cały strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji podaje się do połączenia z połączonym drugim wsadem surowca 15 przy zasadniczo tej samej temperaturze i przy zasadniczo tym samym ciśnieniu jak w pierwszej strefie reakcji. W realizacji pokazanej na fig. 2 składniki fazy normalnie ciekłej oddzieła się od składników fazy normalnie gazowej w regionie międzystopniowym. Cały strumień parowy 130 jest podawany bez zasadniczego chłodzenia do drugiej strefy reakcji 20 w celu dostarczenia co najmniej części wodoru do reakcji drugiego wsadu surowca 15.189,544 in the reactor zone below. In the process of the invention, the second refinery stream 5 is combined with an optional hydrogen-containing stream 140 to form a combined feedstock 15 which is heated in a second feedstock furnace 10 and fed to the interstage 125. The hydrogen added in stream 140 replenishes the hydrogen converted into first reaction zone, and is not required if sufficient hydrogen is added to the first reaction zone via stream 170. While stream 140 may contain recycled hydrogen, it may also contain make-up hydrogen depending on the availability of hydrogen at the process location. In the embodiment shown in Figure 1, the entire effluent from the first reaction zone is fed to the combined second feed of feed 15 at substantially the same temperature and pressure as the first reaction zone. In the embodiment shown in Fig. 2, the normally liquid phase components have separated from the normally gaseous phase components in the interstage region. The entire steam stream 130 is fed without substantially cooling to second reaction zone 20 to provide at least a portion of the hydrogen for reaction of the second feed of feed 15.

Drugi wsad surowca 15, w połączeniu z co najmniej częścią strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji, podaje się do drugiej strefy reakcji 20, utrzymywanej w warunkach dostatecznych dla konwersji co najmniej części aromatów obecnych w drugim strumieniu rafineryjnym, z wytworzeniem strumienia wylotowego z drugiej strefy reakcji. Ponieważ strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji jest już relatywnie wolny od zanieczyszczeń które mają być usuwane w drugiej strefie reakcji, to strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji przechodzi poprzez drugą strefę reakcji w znacznym stopniu niezmieniony. Jednakże, zgodnie z wynalazkiem, obecność strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji odgrywa ważną i nieoczekiwaną rolę w procesie zintegrowanym. Opuszczając pierwszą strefę reakcji strumień wylotowy niesie znaczną energię termiczną, która jest przekazywana do drugiego wsadu surowca w regionie międzystopniowym między dwiema strefami reakcji. To pozwala na dodanie do zintegrowanego systemu drugiego strumienia chłodziwa, który w przeciwnym razie byłby konieczny, i daje oszczędności na kosztach pieca i ogrzewania. Po przejściu drugiego wsadu surowca przez drugą strefę reakcji, temperatura ponownie wzrasta z powodu reakcji egzotermicznej ogrzewania w drugiej strefie reakcji. Posiadanie ciekłego pierwszego strumienia wylotowego w drugim wsadzie surowca służy jako zbiornik ciepła, który moderuje wzrost temperatury w drugiej strefie reakcji, i przez to zmniejsza zapotrzebowanie na wprowadzanie gazu chłodzącego. Energia cieplna zawarta w ciekłych produktach reakcji opuszczających drugą strefę reakcji jest dalej dostępna do wymiany z innymi strumieniami wymagającymi ogrzewania. Generalnie, temperatura wylotowa z drugiej strefy reakcji będzie wyższa niż temperatura wylotowa z pierwszej strefy reakcji. W tym przypadku sposób według wynalazku umożliwi bardziej efektywny transfer ciepła przez podwyższenie temperatury strumienia wylotowego z pierwszej strefy reakcji poprzez dodatkowy transfer ciepła. Strumień wylotowy z pierwszej strefy reakcji niesie również nieprzereagowany wodór do stosowania w drugiej strefie reakcji bez żadnego ogrzewania ani pompowania w celu podwyższenia ciśnienia.A second feed of feed 15, in combination with at least a portion of the first reaction zone effluent, is fed to a second reaction zone 20 maintained at conditions sufficient to convert at least a portion of the aromatics present in the second refinery stream to form a second reaction zone effluent. . Since the first reaction zone effluent is already relatively free of impurities to be removed in the second reaction zone, the first reaction zone effluent passes through the second reaction zone substantially unchanged. However, according to the invention, the presence of the effluent from the first reaction zone plays an important and unexpected role in the integrated process. Upon leaving the first reaction zone, the effluent carries considerable thermal energy which is transferred to the second feedstock in the interstage region between the two reaction zones. This allows a second stream of coolant to be added to the integrated system that would otherwise be required and saves on furnace and heating costs. After the second feed of feed passes through the second reaction zone, the temperature increases again due to the exothermic heating reaction in the second reaction zone. Having a liquid first outlet stream in the second feed serves as a heat reservoir that moderates the temperature rise in the second reaction zone, and thus reduces the need for cooling gas introduction. The thermal energy contained in the liquid reaction products leaving the second reaction zone is further available for exchange with other streams requiring heating. Generally, the outlet temperature from the second reaction zone will be higher than the outlet temperature from the first reaction zone. In this case, the method of the invention will enable a more efficient heat transfer by increasing the temperature of the effluent stream from the first reaction zone through additional heat transfer. The first reaction zone effluent also carries unreacted hydrogen for use in the second reaction zone without any heating or pumping to pressurize.

Strumień wylotowy 25 z drugiej strefy reakcji zawiera nieprzereagowany wodór, składnik węglowodorowy i zanieczyszczenia gazowe generowane podczas reakcji, w tym siarkowodór i amoniak. Strumień wylotowy 25 z drugiej strefy reakcji podaje się do drugiej strefy separacji 30 w celu separacji produktu ciekłego od produktu normalnie gazowego, często w szeregu jednostek separacji działających pod różnymi ciśnieniami i temperaturami w celu maksymalizacji efektywności separacji oraz wytworzenia strumienia wodoru o wysokiej czystości. Amoniak i H2S wytworzone podczas hydrotreatingu usuwa się, zwykle w płuczkach wodnych, i ewentualnie przez wymywanie przy użyciu sorbenta, takiego jak adsorbent aminowy. Przykład schematu separacji w procesie hydrokonwersji jest opisany w opisie patentowym USA nr 5082551. Strumień wylotowy można także chłodzić za pomocą dowolnych konwencjonalnych środków, takich jak np. wymiennik ciepła 180. Z drugiej strefy separacji oddziela się co najmniej bogaty w wodór strumień gazowy 150 i drugi strumień ciekły 35. Bogaty w wodór strumień gazowy 150 opuszczający drugą strefę separacji jest relatywnie wolny od siarkowodoru i amoniaku. Korzystnie bogaty w wodór strumień gazowy 150 chłodzi się i odzyskuje w zakresie od około 38°C do około 149°C lub korzystnie w zakresie od okołoSecond reaction zone effluent 25 contains unreacted hydrogen, a hydrocarbon component, and gaseous impurities generated during the reaction, including hydrogen sulfide and ammonia. The second reaction zone effluent 25 is fed to the second separation zone 30 to separate liquid product from normally gaseous product, often in a series of separation units operating at different pressures and temperatures to maximize separation efficiency and to produce a high purity hydrogen stream. The ammonia and H 2 S generated by the hydrotreating are removed, usually in aqueous scrubbers, and optionally by elution with a sorbent such as an amine adsorbent. An example of a hydroconversion separation scheme is described in U.S. Patent No. 5,082,551. The outlet stream may also be cooled by any conventional means such as, for example, heat exchanger 180. At least a hydrogen-rich gaseous stream 150 and a second are separated from the second separation zone. liquid stream 35. The hydrogen-rich gaseous stream 150 leaving the second separation zone is relatively free of hydrogen sulfide and ammonia. Preferably, the hydrogen-rich gaseous stream 150 is cooled and recovered in the range of from about 38 ° C to about 149 ° C or preferably in the range of about

189 544189 544

38°C do około 93°C. Tak oczyszczony bogaty w wodór stramień gazowy 150 jest ponownie sprężany poprzez sprężarkę 160 i rozprowadzany do różnych miejsc procesa. Część stramienia 150 może być wprowadzona do dragiej strefy reakcji 20 jako dragi stramień chłodzący 145, dodawany do dragiej strefy reakcji w cela zaabsorbowania części nadmiara ciepła ze strefy generowanego przez zachodząca w niej egzotermiczne reakcja hydrotreatinga. Dodatkowa część stramienia 150 może być wprowadzona do pierwszej strefy reakcji jako pierwszy stramień chłodzący 155. Dodatkową część stramienia 150 łączy się z wodorem azapałniającym 95 do stosowania w pierwszej strefie reakcji 115. Dodatkowa część stramienia 150 może być wprowadzona do dragiej strefy reakcji 20 jako stramiań 140 (fig. 1, 2, 3 i 4).38 ° C to about 93 ° C. The thus purified hydrogen-rich gas stream 150 is compressed again via compressor 160 and distributed to various points in the process. A portion of the stream 150 may be introduced into the drag reaction zone 20 as a dry quench stream 145, added to the drag reaction zone to absorb some of the excess heat from the zone generated by the exothermic hydrotreating reaction taking place therein. An additional portion of the precipitate 150 may be introduced into the first reaction zone as the first quench stream 155. An additional portion of the precipitate 150 is combined with the firing hydrogen 95 for use in the first reaction zone 115. An additional portion of the precipitate 150 may be introduced into the drag zone 20 as a stream 140. (Figures 1, 2, 3 and 4).

Dragi stramiań ciekły 35, pokazany w połączenia z pierwszym .strumieniem ciekłym 135, z którym tworzy połączony prodakt ciekły 100 na fig. 2, podaje się do strefy frakcjonowania 40, która jest typowo sekcją destylacji, zawierającą jedną lab więcej kolamn do destylacji atmosferycznej i ewentaalnia jedną lab więcej kolamn do destylacji próżniowej. Odzyskaje się prodakt lekki i co najmniej jeden prodakt ciekły. Strefa frakcjonowania 40, w korzystnej realizacji, wytwarza wiele stramiani destylata. Na fig. 1 pokazano pięć stramiani. Są to prodakt lekki 45, stramiań nafty lekkiej 50, stramiań nafty ciężkiej 55, stramień benzyny ciężkiej 60 i ztjumień oleja napędowego 65. Stramień pozostałości ciekłej 70, który zawiera prodakty nieprzereagowane i częściowo przareagowane i materiały wrzące powyżej tempero^ry celowej (np. powyżej niż około 260°C/500°F) jest także odciągany. Stramień 70 można odzyskać jako stramiań prodakta 75 w cala dalszego przetwarzania, np. poprzez dodatkową destylację, obróbkę w jednostce FCC lab jednostce odparafinowania do wytwarzania bazy oleja smarowego. Co najmniej część stramienia 70 i/lab co najmniej część jednej z frakcji destylata (to jest stramieni 50, 55, 60 lab 65) można także racyklizować do pierwszej strefy reakcji 115. Stramień racyklizacyjny 90 jest zilastrowany na fig. 2.The specks of the liquid stream 35, shown in combination with the first liquid stream 135 with which it forms the combined liquid product 100 in Fig. 2, are fed to a fractionation zone 40 which is typically a distillation section containing one or more atmospheric distillation columns and a possible one lab more vacuum distillation columns. The light product and at least one liquid product will be recovered. Fractionation zone 40, in a preferred embodiment, produces a lot of distillate precipitation. In Fig. 1 five strikes are shown. These are light product 45, light kerosene stream 50, heavy kerosene stream 55, naphtha stream 60, and diesel grade 65. A residual liquid stream 70 which contains unreacted and partially reacted products and materials boiling above the target temperature (e.g. above than about 260 ° C / 500 ° F) is also extracted. Stream 70 can be recovered as product stream 75 in further processing, e.g. by additional distillation, treatment in an FCC lab unit, a dewaxing unit for producing a lubricating oil base. At least a portion of the stream 70 and / lb at least a portion of one of the distillate fractions (ie, streams 50, 55, 60 lb 65) may also be racyclized to the first reaction zone 115. The racyclization stream 90 is neutered in Figure 2.

Przy przetwarzania pozostałości jako dragiego stramienia jaceklizacyjnego korzystne jest aby ani prodakt pozostałościowy z destylacji atmosferycznej ani prodakt pozostałościowy z destylacji próżniowej nie był recyklizowany do pierwszej strefy reakcji, w cela aniknięcia zanieczyszczenia zawartego w niej katalizatora. Zamiast tego należy raczej awentaalnie recyklizować stramiań destylata.When processing the residue as a drag drop, it is preferable that neither the atmospheric distillation residual product nor the vacuum distillation residual product is recycled to the first reaction zone in order to eliminate the contamination of the catalyst contained therein. Rather, the distillate stream has to be recycle aventually.

Dalsze realizacja zilastrowano na fig. 3 i 4, na których pierwsza strefa reakcji 115 i draga strefa reakcji 20 znajdają się w odrębnych naczyniach reaktorów 80a i 80b, a region międzystopniowy stanowi ta pierwsza strefa separacji 125, oddzielna od naczyń reaktorów.A further embodiment is castrated in Figures 3 and 4 in which the first reaction zone 115 and the dry reaction zone 20 are in separate reactor vessels 80a and 80b, and the interstage region is this first separation zone 125, separate from the reactor vessels.

Sarowiac do pierwszej strefy reakcji stanowi jeden albo więcej stramieni rafineryjnych (np. przewód 85), jeden lab więcej stramieni recyklizacyjnych (np. przewody 90 i 280) lab połączenia stramieni rafineryjnych i sarowca racyklizowanego. Jeśli stosowany w tym procesie, pierwszy stramiań rafineryjny 85 może być jednym sarowcem lab mieszaniną.The Sarowiac for the first reaction zone is one or more refinery streams (e.g., line 85), one or more recycle streams (e.g., lines 90 and 280), or a combination of refinery streams and racyclized sarah. If used in this process, the first refinery stream 85 may be a single sarah lab mixture.

Na fig. 3 pierwszy stramień rafineryjny 85 łączy się z pierwszym bogatym w wodór stramianiam gazowym 170 otrzymając pierwszy wsad sarowca 105, który ogrzewa się w pieca do ogrzewania sarowca 110 i podaje do pierwszej strefy reakcji 115. Stramień 170 jest to stramiań zawierający wodór pochodzący od stramienia jecyklizacji wodora 175, i zawierający ewentaalny wodór azapałniający 95. Stramień wylotowy z pierwszej strefy reakcji 120 odzyskany z pierwszej strefy reakcji 115 jest podawany do regiona międzystopniowego 125, który słaży tataj jako pierwsza strefa separacji, odrębna od naczyń reaktora. Stramień par 130 i pierwszy stramiań ciekły 135 są odzyskiwane ze strefy 125.In Fig. 3, the first refinery stream 85 is combined with the first hydrogen-rich gas stream 170 to form a first charcoal charge 105 which is heated in a charcoal heating furnace 110 and fed to the first reaction zone 115. Stream 170 is a stream containing hydrogen derived from hydrogen cyclization species 175, and containing optional hydrogen and igniting hydrogen 95. First reaction zone effluent 120 recovered from first reaction zone 115 is fed to the interstage region 125 which serves as a first separation zone, separate from the reactor vessels. The vapor stream 130 and the first liquid stream 135 are recovered from zone 125.

Między pierwszą strefą separacji 125, którą korzystnie stanowi pojedyncza jednostka oddzielacza nieskroplonych gazów, a dragą strefą reakcji 20 i pierwszą strefą reakcji 115 istnieje komanikacja płynów. Po separacji stramień par 130 jest podawany do dragiej strefy reakcji 20 pod ciśnieniem zasadniczo takim jak w pierwszej strefie reakcji i baz istotnego chłodzenia. Jest oczywista, ża mogą wystąpić pewne przypadkowa abytki ciepła w naczyniach przetwórczych i przewodach rarowych stosowanych do podawania stramienia par 130 z pierwszej strefy separacji 125 do dragiej strefy reakcji 20. Stramiań par 130 może być dodatkowo chłodzony podczas mieszania z innymi stramieniami zasilającymi z chłodnicy. Jednakże pożądane jest atrzymywania takich strat ciepła na poziomie minimalnym, w cela oszczędności na kosztach ogrzewania przy podawania stramienia par 130 do dragiej strefy reakcji. Korzystna jest atrzymywanie stramienia par 130 w temparatarza co najmniejFluid communication exists between the first separation zone 125, which is preferably a single non-condensable gas separator unit, and the downstream reaction zone 20 and the first reaction zone 115. After separation, vapor stream 130 is fed to drag reaction zone 20 at pressures substantially equal to the first reaction zone and substantially cooling bases. It is clear that there may be some incidental heat losses in the treatment vessels and piping used to feed vapor stream 130 from first separation zone 125 to reaction zone 20. The vapor stream 130 may be further cooled while mixing with other cooler feed streams. However, it is desirable to keep such heat losses to a minimum in order to save heating costs when feeding the vapor stream 130 to the drag reaction zone. It is preferable to keep the output of par 130 in the temparator at least

189 544 około 177°C, bardziej korzystnie co najmniej około 260°C, a najbardziej korzystnie co najmniej około 371°C aż do temperatury pierwszej strefy reakcji.About 177 ° C, more preferably at least about 260 ° C, and most preferably at least about 371 ° C up to the temperature of the first reaction zone.

Podobnie pierwsza strefa separacji 125 jest utrzymywana w wysokiej temperaturze w celu zminimalizowania strat ciepła w tym naczyniu. W praktyce celową temperaturą pierwszej separacji jest projektowa temperatura jednostki separacji, oparta na projekcie i ograniczeniach metalurgicznych materiałów konstrukcyjnych jednostki. Zgodnie z tym, korzystnie pierwsza strefa separacji jest utrzymywana w temperaturze co najmniej około 177°C, bardziej korzystnie co najmniej około 260°C, a najbardziej korzystnie co najmniej około 371°C, aż do temperatury pierwszej strefy reakcji 115. W każdym przypadku, strumień par 130 jest podawany, bez istotnego chłodzenia po separacji, do zmieszania z drugim strumieniem rafineryjnym 5 i dalej zmieszania ze strumieniem wodoru 140, z wytworzeniem drugiego wsadu surowca 15 (fig. 3 i 4).Likewise, the first separation zone 125 is kept at a high temperature to minimize heat loss in this vessel. In practice, a purposeful first separation temperature is the design separation unit temperature, based on the design and metallurgical constraints of the unit materials of construction. Accordingly, preferably the first separation zone is maintained at a temperature of at least about 177 ° C, more preferably at least about 260 ° C, and most preferably at least about 371 ° C, up to the temperature of the first reaction zone 115. In any case, vapor stream 130 is fed, without significant cooling after separation, to be mixed with the second refinery stream 5 and further mixed with hydrogen stream 140 to form a second feed of feed 15 (Figs. 3 and 4).

Drugi wsad surowca 15, po podgrzaniu w piecu do podgrzewania surowca 10, jest podawany do drugiej strefy reakcji 20, która jest utrzymywana w warunkach dostatecznych do konwersji co najmniej części aromatów obecnych w drugim strumieniu rafineryjnym, z wytworzeniem strumienia wylotowego z drugiej strefy reakcji 25. Strumień wylotowy z drugiej strefy reakcji 25 jest rozdzielany w drugiej strefie separacji 30 na strumień par 150 i drugi strumień ciekły 35. Strumień par 150 jest oczyszczany i recyklizowany jak pokazano dla fig. 1 i 2.The second feed of feed 15, when heated in the feed preheater 10, is fed to a second reaction zone 20 which is maintained under conditions sufficient to convert at least some of the aromatics present in the second refinery stream to form an effluent from the second reaction zone 25. The effluent from the second reaction zone 25 is split in the second separation zone 30 into a vapor stream 150 and a second liquid stream 35. The vapor stream 150 is cleaned and recycled as shown for Figures 1 and 2.

W jednej z realizacji, zilustrowanej na fig. 3, drugi strumień ciekły 35 jest łączony z pierwszym strumieniem ciekłym 135, a połączony strumień ciekły 100 jest podawany do strefy frakcjonowania 40, którą jest typowo strefa destylacji, zawierająca co najmniej jedną kolumnę do destylacji atmosferycznej, a po niej ewentualnie co najmniej jedną kolumnę do destylacji próżniowej. Odzyskuje się produkt lekki, co najmniej jeden destylat średni i ciekłe produkty pozostałościowe. Ciekły produkt pozostałościowy 70 zwykle zawiera nieprzereagowane węglowodory ze stref reakcji i węglowodory wrzące powyżej temperatury celowej (np. powyżej około 260°C). Jak pokazano na fig. 3, co najmniej frakcja ciekłych pozostałości 70 jest odzyskiwana w celu dalszego przetwarzania jako strumień recyklizowany 90. Można recyklizować do 100% ciekłych pozostałości 70. Co najmniej część ciekłych pozostałości może być ewentualnie usunięta ze strumieniem produktu 75 w celu dalszej przeróbki w innej instalacji, np. w jednostce FCC lub w jednostce odparafinowania w celu wytwarzania bazy oleju smarowego.In one embodiment, illustrated in Figure 3, the second liquid stream 35 is combined with the first liquid stream 135 and the combined liquid stream 100 is fed to a fractionation zone 40, which is typically a distillation zone, including at least one atmospheric distillation column. possibly followed by at least one vacuum distillation column. A light product, at least one middle distillate and liquid residual products are recovered. The liquid residual product 70 typically comprises unreacted hydrocarbons from the reaction zones and hydrocarbons boiling above the target temperature (e.g., above about 260 ° C). As shown in Figure 3, at least a fraction of the liquid bottoms 70 is recovered for further processing as recycle stream 90. Up to 100% of the liquid bottoms 70 can be recycled. At least a portion of the liquid bottoms may optionally be removed with the product stream 75 for further processing. at another installation, such as an FCC unit or a dewaxing unit to produce a lubricating oil base.

W realizacji wynalazku zilustrowanej na fig. 4, drugi strumień ciekły 35 zawiera substancje, których recyklizacja do pierwszej strefy reakcji nie jest pożądana. Drugi strumień rafineryjny 5 zawierający asfalteny, na przykład strumień pozostałości, jest przykładem surowca, który daje drugi strumień ciekły o ilości asfaltenów dostatecznie wysokiej do zaszkodzenia katalizatorowi hydrokrakingu w pierwszej strefie reakcji. Zgodnie z tym, pierwszy strumień ciekły 135 jest podawany do pierwszej strefy frakcjonowania 40 do separacji na jedną lub więcej frakcji destylatu, a pierwszy strumień pozostałości 70 i drugi strumień ciekły 35 są podawane do drugiej strefy frakcjonowania 240 do separacji na jedną lub więcej frakcji odsiarczonego destylatu i drugi strumień pozostałości 270. Co najmniej część pierwszego strumienia pozostałości 70 może być recyklizowana poprzez pierwszy ciekły strumień recyklizowany 90 do pierwszej strefy reakcji, i co najmniej część drugiego strumienia pozostałości 270 może być recyklizowana poprzez drugi ciekły strumień recyklizowany 280 do drugiej strefy reakcji. Mogą być także odzyskiwane strumienie produktu 75 i 275 do stosowania jako paliwa lub surowce w innych procesach, w tym w procesie wytwarzania oleju smarowego lub procesie FCC.In the embodiment of the invention illustrated in Fig. 4, the second liquid stream 35 contains substances which are not desired to be recycled to the first reaction zone. The second refinery stream 5 containing asphaltenes, for example the residue stream, is an example of a feedstock that produces a second liquid stream with an amount of asphaltenes sufficiently high to damage the hydrocracking catalyst in the first reaction zone. Accordingly, the first liquid stream 135 is fed to a first fractionation zone 40 for separation into one or more fractions of distillate, and the first residue stream 70 and a second liquid stream 35 are fed to a second fractionation zone 240 for separation into one or more desulfurized distillate fractions. and a second residue stream 270. At least a portion of the first residue stream 70 may be recycled via the first recycle liquid stream 90 to the first reaction zone, and at least a portion of the second residue stream 270 may be recycled via the second liquid recycle stream 280 to the second reaction zone. Product streams 75 and 275 may also be recovered for use as fuels or raw materials in other processes, including the lubricating oil process or the FCC process.

Jedna lub więcej frakcji destylatu może być także zawracana do pierwszej strefy reakcji do hydroobróbki w warunkach konwersji poprzez trzeci strumień recyklizowany 280, włączając jeden lub więcej z odsiarczonego próżniowego oleju gazowego 260, co najmniej część strumienia odsiarczonego oleju napędowego 255 i co najmniej część strumienia odsiarczonej benzyny ciężkiej 250. Z drugiej strefy frakcjonowania 240 może być także odzyskana odsiarczona frakcja C4- 245.One or more fractions of the distillate may also be recycled to the first hydrotreating reaction zone under conversion conditions via a third recycle stream 280, including one or more of the vacuum gas oil desulfurized stream 260, at least a portion of the desulfurized diesel stream 255, and at least a portion of the desulfurized gasoline stream. heavy 250. From the second fractionation zone 240, also the desulfurized C4-245 fraction can be recovered.

Rysunki na figurach 1, 2, 3 i 4 pokazują dwie strefy reakcji w jednym lub dwóch naczyniach reaktora. Jest oczywiste, że w naczyniu reaktora lub w naczyniach towarzyszących mogą być także obecne jedna lub dwie dodatkowych stref reakcji od strony dopływu doThe drawings in figures 1, 2, 3 and 4 show two reaction zones in one or two reactor vessels. It is evident that one or two additional reaction zones on the upstream side may also be present in the reactor vessel or associated vessels.

189 544 pierwszej strefy reakcji, i jedna lub więcej dodatkowych stref reakcji od strony wylotu z pierwszej strefy reakcji. Określenia względne „od strony dopływu” i „od strony wylotu” dotyczą kierunku przepływu cieczy przez naczynie reaktora. Z powodów ekonomicznych może być preferowane w sposobie według wynalazku stosowanie minimalnej liczby naczyń reakcyjnych. Jednakże, zależnie od konkretnego zastosowania sposobu według wynalazku, wymagana całkowita objętość katalizatora może wymagać użycia wielu naczyń reakcyjnych. Jest także oczywiste, że opisany sposób według wynalazku może być włączony w ramy większego procesu z udziałem reakcji hydrokonwersji.189 544 of the first reaction zone, and one or more additional reaction zones downstream of the first reaction zone. The relative terms "upstream" and "downstream" refer to the direction of liquid flow through the reactor vessel. For economic reasons, it may be preferable to use a minimum number of reaction vessels in the process according to the invention. However, depending on the particular application of the process of the invention, the required total catalyst volume may require the use of multiple reaction vessels. It is also evident that the described process according to the invention can be incorporated into a larger process involving hydroconversion reactions.

Poniżej opisano w przykładach konkretne realizacje wynalazku, ilustrujące jego korzystne cechy.Specific embodiments of the invention are described below by way of example, illustrating its preferred features.

Przykład 1Example 1

Przygotowano układ reaktora zawierający 65% objętościowych katalizatora I nad 36% objętościowych katalizatora II (patrz Tabela I). Ciężki wsad VGO (wsad A w Tabeli II) kontaktowano z 890 nbl'¹ litrów wodoru nad katalizatorem I. Lekki olej (wsad B w Tabeli II) przy w przybliżeniu tej samej szybkości przepływu kontaktowano z katalizatorem II, razem ze strumieniem wylotowym z katalizatora I. Warunki i wyniki zestawiono w Tabeli III.A reactor system was prepared containing 65% by volume of catalyst I over 36% by volume of catalyst II (see Table I). The heavy VGO feed (feed A in Table II) was contacted with 890 nbl ' ¹ liter of hydrogen over catalyst I. The light oil (feed B in Table II) was contacted with catalyst II at approximately the same flow rate, along with the effluent from catalyst I Conditions and results are summarized in Table III.

Tabela ITable I.

Skład Composition % objętościowy w reaktorze % by volume in the reactor Katalizator I Catalyst I 4% Ni/ 20% W/ 20% USY 4% Ni / 20% W / 20% USY 64 64 Katalizator II Catalyst II 3% Ni/ 21% Mo/3% P 3% Ni / 21% Mo / 3% P 36 36

Tabela IITable II

Ciężki VGO (wsad A) Heavy VGO (Batch A) Lekki olej (wsad B) Light oil (charge B) wsad mieszany (wsad C): 51,5% wag. wsadu A + 48,5% wag. wsadu B mixed load (load C): 51.5 wt.% % of Batch A + 48.5 wt.% load B Ciężar właściwy API API specific gravity 21,3 21.3 16,3 16.3 19,1 19.1 Azot, ppm Nitrogen, ppm 716 716 1014 1014 909 909 Siarka, % wagowe Sulfur,% by weight 2,93 2.93 0,59 0.59 1,72 1.72 Skład Composition Parafiny Paraffins 19,0 19.0 12,6 12.6 Nafteny Naphtenes 25,4 25.4 21,2 21.2 Parafiny/nafteny Paraffins / naphthenes 15,1 15.1 aromaty aromas 55,6 55.6 81,4 81.4 66,2 66.2 olefiny olefins 3,5 3.5 Destylacje symulowane (D2887) Simulated distillations (D2887) °C ° C °C ° C °C ° C 0,5/5 0.5 / 5 280/355 280/355 107/198 107/198 127/223 127/223 10/30 10/30 377/419 377/419 225/261 225/261 244/304 244/304 50 50 446 446 294 294 372 372 70/90 70/90 470/503 470/503 330/374 330/374 431/482 431/482 95/99,5 95 / 99.5 519/555 519/555 391/424 391/424 501/539 501/539

189 544189 544

Przykład porównawczyComparative example

W przykładzie porównawczym ilości wsadów A i B z powyższych przykładów połączono w mieszaninę, a mieszaninę kontaktowano z 890 nH' wodoru nad katalizatorem A przy szybkości dodawania takiej jak w przykładzie I. Strumień wylotowy z katalizatora A wprowadzano następnie nad katalizator B. Warunki i wyniki zestawiono w Tabeli III.In the comparative example, the amounts of feeds A and B from the above examples were combined into a mixture and the mixture was contacted with 890 nH 'hydrogen over catalyst A at an addition rate as in example I. The catalyst A effluent was then fed over catalyst B. Conditions and results were tabulated. in Table III.

Jak wynika z danych, aktywność krakowania, mierzona konwersją składników 360°C+ we wsadzie do składników 360°C- w produkcie była zaskakująco wyższa w sposobie według wynalazku w porównaniu ze sposobem konwencjonalnym z przykładu porównawczego. Jeszcze bardziej nieoczekiwane jest znaczne zmniejszenie zużycia wodoru w sposobie według wynalazku i zwiększona selektywność względem destylatu średniego, gdzie przez selektywność względem destylatu średniego rozumie się stosunek objętościowy produktów wrzących w zakresie 170-360°C do produktów wrzących w zakresie 65-170°C.As can be seen from the data, the cracking activity, measured by the conversion of 360 ° C + ingredients in the feed to 360 ° C- ingredients in the product, was surprisingly higher in the inventive process compared to the conventional process of the comparative example. Even more unexpected is the significant reduction in hydrogen consumption in the process of the invention and the increased middle distillate selectivity where middle distillate selectivity is understood to be a volume ratio of products boiling in the range 170-360 ° C to products boiling in the range 65-170 ° C.

Tabela IIITable III

Reaktor ' Reactor ' Reaktor 2 Reactor 2 wsad batch temperatura °C temperature ° C ciśnienie pressure wsad batch tempe- ratura °C tempe- rature ° C ciśnienie pressure konwersja <360°C conversion <360 ° C zużycie wodoru m³/lhydrogen consumption m ³ / l selektywność względem destylatu średniego selectivity respect distillate medium wsad A Batch A 396 396 2300 2300 strumień wylotowy z reaktora ' plus wsad B reactor outlet 'plus feed B 357 357 2300 2300 78 78 0,34 0.34 5,7 5.7 wsad A Batch A 396 396 2300 2300 349 349 2300 2300 78 78 0,32 0.32 5,2 5.2 wsad A Batch A 396 396 2300 2300 377 377 2300 2300 79 79 0,39 0.39 4,8 4.8 wsad C load C 396 396 2300 2300 strumień wylotowy z reaktora 1 reactor outlet stream 1 377 377 2300 2300 63 63 wsad C load C 396 396 2300 2300 382 382 2300 2300 67 67 wsad C load C 396 396 2300 2300 393 393 2300 2300 75 75 0,46 0.46 3,8 3.8

Przykład IIExample II

Mieszankę pozostałości po destylacji próżniowej ropy arabskiej (patrz Tabela I) poddano hydrotreatingowi w jednostce do hydrotreating pozostałości próżniowej.A blend of Arabian oil vacuum distillation (see Table I) was hydrotreated in a residue vacuum hydrotreating unit.

Tabela 1Table 1

Pozostałość po destylacji próżniowej ropy arabskiej A residue from the vacuum distillation of Arabian crude oil Stopnie API API degrees 4,6 4.6 Gęstość właściwa, g/cc Specific density, g / cc 1,04 1.04 Siarka, % wag. Sulfur, wt.% 5,73 5.73 Azot, % wag. Nitrogen, wt. 0,47 0.47 Nikiel, ppm wag. Nickel, ppm wt. 46 46 Wanad, ppm wag. Vanadium, ppm wt. '05 '05 pozostałość węglowa, % wag. carbon residue, wt.% 24 24

Wydajności produktu z etapu hydrotreatingu przedstawiono w tabeli II.The product yields of the hydrotreating step are shown in Table II.

189 544189 544

Tabela IITable II

Wydajności i właściwości produktu z etapu hydrotreatingu pozostałości Yields and product properties from the residue hydrotreating stage Produkty ciekłe Liquid products Temperatury wrzenia TBP, °C Boiling point TBP, ° C °API ° API LV% wsadu pozostałości próżniowej VR LV% of Vacuum Residual Feed VR siarka, % wag. sulfur, wt.% nafta lekka light kerosene C₅- 82C ₅ - 82 81,7 81.7 0,36 0.36 0,007 0.007 nafta ciężka heavy kerosene 82-166 82-166 56,5 56.5 2,04 2.04 0,013 0.013 olej napędowy diesel 166-366 166-366 31,9 31.9 13,46 13.46 0,068 0.068 odsiarczony VGO desulfurized VGO 366-538 366-538 18,9 18.9 27,40 27.40 0,259 0.259 produkt VGO VGO product 366-538 366-538 - - - - - - odsiarczona pozostałość desulfurized residue 538+ 538+ 12,4 12.4 60,10 60.10 0,900 0.900 olej opałowy fuel oil 366+ 366+ 14,4 14.4 87,51 87.51 0,705 0.705

Odsiarczony olej próżniowy (VGO) z etapu hydrotreatingu pozostałości poddano hydrokrakingowi, otrzymując produkty przedstawione w Tabeli III.The desulfurized vacuum oil (VGO) from the hydrotreating step residues were hydrocracked to give the products shown in Table III.

Tabela IIITable III

Wydajności i właściwości produktu z etapu hydrokrakingu odsiarczonego VGO z hydrotreatingu pozostałości Product yields and properties of desulfurized VGO hydrocracking step from residue hydrotreating Produkty ciekłe Liquid products Temperatury wrzenia TBP, °C Boiling point TBP, ° C °API ° API LV% wsadu odsiarczonego VGO LV% of desulfurized VGO feed siarka, % wag. sulfur, wt.% nafta lekka light kerosene C₅- 82C ₅ - 82 80,0 80.0 8,51 8.51 <5 <5 nafta ciężka heavy kerosene 82-166 82-166 54,0 54.0 23,99 23.99 <5 <5 olej napędowy diesel 166-366 166-366 40,0 40.0 74,80 74.80 <5 <5 odsiarczony VGO desulfurized VGO 366-538 366-538 - - - - - - produkt VGO VGO product 366-538 366-538 32,3 32.3 5,0 5.0 50 50 odsiarczona pozostałość desulfurized residue 538+ 538+ - - - - - - olej opałowy fuel oil 366+ 366+ - - - - - -

W tabeli IV podano wydajności i właściwości produktu dla całego zintegrowanego procesu. Przez porównanie kolumn zatytułowanych „LV% wsadu pozostałości próżniowej” z Tabel II i IV można ocenić korzystne skutki wynalazku. W Tabeli II zestawiono dane dla przykładu porównawczego, z hydrotreatingiem pozostałości bez hydrokrakowania. W Tabeli IV zestawiono dane dla wynalazku. Przez włączenie hydrokrakingu do zintegrowanego procesu uzyskano znaczne zwiększenie wydajności benzyn i oleju napędowego, pożądanych produktów sposobu.Table IV lists the yields and product properties for the entire integrated process. By comparing the columns entitled "LV% Vacuum Residue Feed" from Tables II and IV, the beneficial effects of the invention can be assessed. Table II summarizes the data for the comparative example, with hydrotreating the residue without hydrocracking. Table IV summarizes the data for the invention. By incorporating hydrocracking into the integrated process, a significant increase in gasoline and diesel yields, desired process products, was obtained.

189 544189 544

Tabela IVTable IV

Wydajności całkowite i właściwości produktu ze sposobu według wynalazku Total yields and product properties from the process of the invention Produkty ciekłe Liquid products Temperatury wrzenia TBP, °C Boiling point TBP, ° C °API ° API LV% wsadu odsiarczonego VGO LV% of desulfurized VGO feed siarka, % wag. sulfur, wt.% nafta lekka light kerosene C5 - 82 C5 - 82 80,2 80.2 2,69 2.69 0,001 0.001 nafta ciężka heavy kerosene 82-166 82-166 54,6 54.6 8,61 8.61 0,003 0.003 olej napędowy diesel 166-366 166-366 36,7 36.7 33,95 33.95 0,030 0.030 odsiarczony VGO desulfurized VGO 366-538 366-538 - - - - - - produkt VGO VGO product 366-538 366-538 32,3 32.3 1,37 1.37 0,005 0.005 odsiarczona pozostałość desulfurized residue 538+ 538+ 12,4 12.4 60,10 60.10 0,900 0.900 olej opałowy fuel oil 366+ 366+ 12,4 12.4 60,10 60.10 0,900 0.900

W tabeli V pokazano, że liczba oktanowa oleju napędowego jest znacznie wyższa dla procesu zintegrowanego niż dla procesu porównawczego przy zastosowaniu wyłącznie pozostałości z hydrotreatingu.Table V shows that the octane number of diesel fuel is significantly higher for the integrated process than for the reference process when only the hydrotreating residue is used.

Tabela VTable V

Liczba cetanowa Cetane number Tylko hydrotreating pozostałości Only hydrotreating residues 45+ 45+ Proces hydrokrakingu Hydrocracking process 60+ 60+ Sposób według wynalazku The method according to the invention 55+ 55+

5 5 $ § s $ § p Si Si 4 4 0 0 4* 4 * 8 8

189 544189 544

Fig. 3Fig. 3

189 544189 544

Departament Wydawnictw UP RP. Nakład 50 egz.Publishing Department of the UP RP. Circulation of 50 copies

Cena 4,00 zł.Price PLN 4.00.

Claims

Patent claims

1. An integrated hydroconversion process comprising:

a) combining the first refinery stream with the first hydrogen-rich gaseous stream to form a first feed;

b) feeding the first feed of feed to a first reaction zone maintained at conditions sufficient to effect the boiling range conversion to form a first reaction zone effluent comprising normally liquid phase components and normally gaseous phase components;

c) feeding at least a portion of the normally gaseous phase components without substantial cooling to the second refinery stream to produce a second feed;

d) feeding a second feed of feed to a second reaction zone maintained at conditions sufficient to convert at least some of the aromatics present in the second refinery stream to form an effluent from the second reaction zone;

e) separating the second reaction zone effluent into at least a second hydrogen-rich gaseous stream and a second liquid stream; and

f) recycling at least a portion of the second hydrogen rich stream to the second reaction zone.

2. The method according to p. The method of claim 1, further comprising:

g) fractionating the second liquid stream to obtain at least one distillate fraction and liquid residue; and

h) recycling at least a portion of the liquid bottoms to the first reaction zone.

3. The method according to p. The process of claim 1, wherein the entire first reaction zone effluent is fed, without substantially cooling, to be mixed with the second refinery stream to form a second feed.

4. The method according to p. The method of claim 1, further comprising:

g) feeding at least a portion of the effluent from the first reaction zone to the first separation zone and forming a first liquid stream and a stream comprising normally gaseous phase components;

h) mixing the first liquid stream and the second liquid stream to form a combined liquid stream;

i) fractionating the combined liquid stream to form at least one distillate fraction and liquid residue.

5. The method according to p. The process of claim 4, wherein at least a portion of the first bottoms liquid is recycled to the first reaction zone.

6. The method according to p. The method of claim 1, further comprising:

g) feeding at least a portion of the normally liquid phase components from the first reaction zone effluent to the first separation zone and forming a first liquid stream and a stream comprising normally gaseous phase components;

h) fractionating the first liquid stream to form at least a first liquid residue;

i) recycling at least a portion of the first bottoms liquid to the first reaction zone;

j) fractionating the second liquid stream to form at least a second liquid residue;

k) recycling at least a portion of the second liquid bottoms to a second reaction zone.

7. The method according to p. 6. The process of claim 6, further comprising:

l) recycling at least a portion of at least one distillate fraction from the second reaction zone effluent to the first reaction zone.

8. The method according to p. The process of claim 1, wherein at least about 50% by volume of the second refinery stream has a normal boiling point greater than about 538 ° C.

189 544

9. The method according to p. The process of claim 8, wherein the second refinery stream is a residue mix containing more than 500 ppm of azphaltanes.

10. Method of drawbacks of claim The process of claim 8, wherein the Suagiaj reaction sequence maintains sufficient wafers to convert at least about 50% of the asphaltenes from the drag stream.

11. The method of claims The process of claim 1, wherein at least about 75% by volume of the drag oil has a normal boiling point below about 538 ° C.

12. Method of drawback The process of claim 11, wherein the use is a milled refinery stream with an aromatics content greater than about 50%.

13. Method of drawbacks of claim The process of claim 12, wherein conditions in the drag reaction zone are sufficient to convert at least about 50% of the aromatics from the drag refinery stream.

14. The method according to claim The process of claim 1, wherein all of the first reaction zone effluent is fed to the drag refinery precipitation in substantially the same tamperature and at substantially the same pressure as the first reaction zone.

15. The method of claim The process of claim 1, wherein the reaction zone is maintained at substantially the same temperature and substantially the same pressures as in the first reaction zone.

16. Method of drawback of claim The method of claim 1, wherein the normally gaseous phase components from the first reaction zone outlet stream are fed to a drag refinery stream at a tamperature above about 177 ° C.

17. Method of drawback of claim The process of claim 1, wherein conditions are maintained in the first reaction zone to effect a boiling range conversion of the first refinery precipitation of at least about 25%.

18. The method according to claim The process of claim 1, wherein conditions are sufficient in the first reaction zone to effect a boiling range conversion between 30 and 90%.

19. The method of claim The process of claim 1, wherein the first refining stream is a vacuum gas oil with a normal boiling range of 262-593 ° C.

20. The method of claim The process of claim 1, wherein the first refinery stream is used containing less than about 100 ppm asphaltenes.

21. A method according to claim The process as claimed in claim 1, characterized in that the stream of hydrogen-rich gas stream is cooled to a temperature in the range of 38-149 ° C and at least part of the cooled hydrogen-rich gas stream is raced into the first reaction zone.

22. The method of claim The process of claim 1, wherein the at least one medium dillate having a boiling range of 121-371 ° C is produced.

23. The method according to claim The process of claim 1, wherein hydrocracking reaction conditions are maintained in the first reaction zone, including a reaction temperature ranging from about 250 ° C to about 500 ° C, a reaction pressure in the range of 3.5-24.2 MPa, a feed rate, i.e. oil volume / catalyst volume · hr from about 0.1 to about 20 hr ^-1 , and a hydrogen circulation rate ranging from about 350 std liters H ₂ / kg oil to 1780 std liters H ₂ / kg oil.

24. The method according to claim The process of claim 1, wherein the hydrotraating reaction conditions are maintained in the reaction zone, including a reaction temperature ranging from about 250 ° C to about 500 ° C, a reaction pressure in the range of 3.5-24.2 MPa, a feed rate, i.e. oil volume / catalyst volume · hr from about 0.1 to about 20 hr ^-1 , and a hydrogen circulation rate ranging from about 350 std liters H ₂ / kg oil to 1780 std liters H ₂ / kg oil.

25. The method of claim The process of claim 1, wherein the first reaction zone, the dry reaction zone and the first separation zone are contained in the same reactor vessel.

26. The method of drawback of claim The process of claim 1, wherein the first reaction zone, the dry reaction zone and the first separation zone are each contained in a separate vessel.

189 544

The present invention relates to the field of hydrotreatment. In particular, the present invention relates to the hydrotreatment to obtain high conversions, product selectivity and the selective hydrotreating of products with a specific boiling range.

Many petroleum product refining processes involve the reaction of refinery streams in a hydrogen atmosphere. In order to maximize conversion and maintain catalyst life, excess hydrogen is usually used in catalytic conversion processes, unreacted hydrogen is separated, purified and compressed again for use as a recycle stream. Such recycling processes are costly, both in terms of energy consumption and equipment. Some progress has been made with the development of single-loop hydrogen methods in a two-step process.

U.S. Patent No. 5,114,562 discloses a process for the production of low aromatics, low sulfur jet fuel and diesel fuel in a multi-zone reactor. The two reaction zones, one for desulfurization and the other for hydrogenation, operate in series flow with a common hydrogen supply system. This process uses extractive distillation to remove H 2 S from the cooled H 2 S-rich gases recovered from the exit streams, which allows the use of the stripped hydrogen stream in both the desulfurization reaction zone and the hydrogenation reaction zone.

US Patent 5,403,469 discloses parallel hydrotreating and hydrocracking processes. The outlet streams from both processes are combined in the same separation vessel and separated into a hydrogen-containing vapor and a hydrocarbon-containing liquid. Hydrogen has been shown to be supplied as part of the feed streams to the hydrocracker as well as to the hydrotreater.

U.S. Patent No. 3,172,836 discloses a general process for converting a hydrocarbon feed in a catalytic bed, passing a liquid fraction from a first catalyst bed together with hydrogen through a second catalyst bed, separating the outlet stream from the second catalyst bed into a liquid portion and a vapor portion. . The steam portion is combined with the hydrocarbon feed in the first catalyst bed.

U.S. Patent No. 4,197,184 discloses a conventional multistage process for hydrotreating and hydrocracking heavy hydrocarbon feedstocks. In this process, the hydrocracking effluent is combined with the hydrotreating effluent and, after combination, separated into a hydrogen-rich gaseous stream and a normally liquid material. The cooled steam stream is then used as a hydrogen source and as cooling fluid for both the hydrotreating reaction zone and the hydrocracking reaction zone.

EP 787787 discloses a hydroprocess in reactors in parallel, with hydrogen flowing sequentially between the reactors. The first reaction zone effluent is separated into a first hydrogen-rich gaseous stream and a first hydrotreater product stream. The first hydrogen rich gaseous stream is shown to be used as the quench fluid for the second reaction zone. The first hydrogen-rich gaseous stream also combines with the second hydrocarbon feed and delivers to the second reaction zone at a lower partial pressure of hydrogen than the first reaction zone. The second reaction zone effluent is separated by recycling a second hydrogen-rich gaseous stream to the first reaction zone, both as a quench stream and as a reactant in combination with the first hydrocarbon feed.

The aim of the present invention is to reduce the number of processing units in an integrated hydroconversion process. Another object of the invention is to reduce the heating and repressurization requirements in an integrated hydroconversion process. It is a further object of the invention to reduce the complexity of hydrogen distribution and duplication of hydrogen processing operations in an integrated hydroconversion process. The process of the invention accomplishes these objectives in a single reaction loop at a lower cost than in multiple loops while maintaining the advantages of a multiple loop system, including higher reaction rates than when using catalysts adapted to the pretreated raw materials.

189 544