CN111518588B - 生产低硫船用燃料的新工艺方案 - Google Patents

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Abstract

本发明描述了一种新颖有效的工艺方案，其可用于将真空渣油原料转化为满足国际海事组织(IMO)要求的规格的含0.5重量％硫的船用燃料。

Description

生产低硫船用燃料的新工艺方案
技术领域
本发明总体上涉及制备具有最高0.5重量％的硫含量的海上船用燃料的方法，所述硫含量符合国际海事组织设定的新的全球限值，并且涉及根据这样的方法制备的所得低硫含量的燃料组合物。
背景技术
如国际海事组织(IMO)于2008年发布的MARPOL附则VI修订版所宣布的那样，在全球范围内对船用燃料硫含量的要求会越来越严格。此外，个别国家和地区开始限制被称为排放控制区域或ECA的区域中的船舶使用的硫含量。
全球运输中使用的燃料通常是大型船舶用的海上船用燃料。船用燃料是有利的，因为它们比其他燃料便宜；然而，它们通常由裂化和/或渣油燃料组成，因此具有较高的硫含量。通常可以通过使用馏分油来满足海上船舶的较低硫规格。然而，出于多种原因，馏分油燃料通常以高成本溢价进行交易，重要的一点是在使用压缩点火发动机的各种运输应用中使用。它们以低硫含量生产，通常显著低于IMO法规中规定的硫含量。
这些法规特别规定了对于渣油或馏分油燃料的1.0重量％的ECA燃料硫含量(2010年7月生效)、3.5重量％的全球燃料硫含量上限(2012年1月生效)，这会影响约15%的当前渣油燃料供给，主要与加氢处理的中间馏分油燃料有关的0.1重量％的ECA燃料硫含量(2015年1月生效)和主要集中在馏分油燃料或馏分油/渣油燃料混合物的全球燃料的0.5重量％的硫含量上限。在2016年10月，将0.5％的全球硫含量上限的实施日期设定为2020年1月1日。
当ECA硫含量限值和全球硫含量上限下降时，可能会出现各种措施来供应低硫燃料。供应含0.1重量％硫的ECA燃料可能会具有挑战性，因为船主通常以馏分油燃料的极高的价格折扣购买具有适合船舶应用的性质的较低硫含量的燃料油。
这些硫含量上限规定将要求炼油厂和/或船东进行大量投资。但是，鉴于这些规定的引入时间表较短，船用燃料原材料及其价格的变化有望满足2020年及以后的市场需求。此外，含0.5重量％硫的船用燃料价格取决于炼油厂和船东将做出的战略决策，例如原油选择和对旧船进行的转换项目或废气洗涤器改造。
考虑到紧迫的时间表以及炼油和运输业的准备水平，预计含0.5重量％硫的船用燃料中潜在的很大一部分将通过降解有价值的中间馏分油来生产，这导致其价格上升。运输燃料的价格也可能受到影响，因为大量的中间馏分油可能被转移到船用燃料池中，而不是用作道路柴油或家用取暖油。
这种情况可有利于投资用于将其部分低价值的重质进料转化为船用燃料的炼油厂，从而确保由含0.5重量％硫的船用燃料与高硫渣油之间的高价差产生的健康的边际利润。
流化催化裂化单元(FCC)被设计成由主要是真空瓦斯油的进料生产高收率的汽油。FCC还产生较低价值的副产物。一种副产物是轻质循环油(LCO)，其是一种包含相对较高含量的芳族化合物并且可能(取决于进料和任何进料预处理)硫含量相当高的柴油沸程物流。另一种副产物是FCC分馏塔塔底物流，通常被称为FCC淤浆油。FCC淤浆油是一种沸点较高、非常重质的芳族物流，通常具有负的API比重和高硫含量。LCO通常经处理以去除硫并使芳族化合物饱和(从而提高其低十六烷值)，尽管使用LCO达到高十六烷值需要高压加氢处理。LCO也可用作渣油燃料油混合原料，以降低硫和粘度。FCC淤浆油通常用作渣油燃料油的共混组分，在焦化单元中处理，或作为化学原料出售。随着即将出台的IMO法规，不再可能将大部分FCC淤浆油直接送至燃料油，因为几乎在所有情况下FCC淤浆油的硫含量都过高。
含0.5重量％硫的船用燃料的未来价格的不确定性增加了任何旨在生产该产品的投资的风险。降低这种风险的可靠方法是将项目的经济性与其他高价值产品的生产结合起来，其他高价值产品为例如清洁运输燃料(汽油、道路柴油和喷气燃料)和高级石油化工原料(丙烯、蒸汽裂化用石脑油或芳族化合物)。诸如现有炼油厂配置、环境限制、产品价格和其他位置因素之类的变量对生产船用燃料的同时确保可接受的投资回报时需要遵循的最佳工艺配置起决定性作用。
鉴于上述情况，本申请人已经公开了包括一种新颖的工艺方案的发明，该方案可用于将常压渣油或真空渣油转化为满足完整的规格清单的含0.5重量％硫的船用燃料。
通过以下描述并参考附图，本发明的这些和其他特征将变得更加明显。
发明内容
本申请人的发明的一个目的是描述一种由高硫常压或真空渣油生产含0.5重量％硫的船用燃料的优化的工艺配置。
本发明的另一个目的是描述一种处理在2020年硫含量上限下不再可用作船用燃料共混组分的高硫FCC LCO和淤浆油的有效的方法。
更具体地，本发明描述了将重质油或沥青原料转化为高价值的运输燃料和含0.5％硫的船用燃料的新工艺配置，其包括：
a)将包含重质油的原料和氢气物流进料至一个或多个沸腾床反应器中，以提供第一流出物；和
b)将来自所述一个或多个沸腾床反应器的所述第一流出物进料至包括在不同温度和压力下的分离容器的分离段，以回收富氢气体和液体流出物，和
c)将来自所述分离段的所述液体流出物进料至常压和真空蒸馏单元，以回收真空渣油物流、一个或多个真空瓦斯油物流、一个或多个石脑油物流和一个或多个中间馏分油物流；和
d)将来自流化催化裂化单元的轻质循环油物流和氢气物流进料至固定床或沸腾床加氢脱硫单元，以提供第二液体流出物和富氢蒸气物流，其中所述氢气物流获自来自步骤(a)的所述氢气物流的一部分；和
e)在汽提塔中分馏所述第二液体流出物，以分离未稳定化的（wild）石脑油物流和经稳定化的低硫轻质循环油物流；和
f)将所述低硫轻质循环油物流与来自步骤c)的所述真空渣油物流共混以提供最终的燃料油产物；并且
其中所述燃料油产物包含不大于0.5重量％的硫、小于18重量％的康拉逊残炭、小于350wppm的钒、具有在15℃下小于991kg/m3的密度、小于0.1重量％的IP-390沉积物、和在50℃下小于380厘沲的粘度。
优选地，来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在100-230巴(1450-3335psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比和300-450℃(572-842℉)的温度下运行。
优选地，来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在160-200巴(2320-2900psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比和400-430℃(752-806℉)的温度下运行。
优选地，所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在35-75巴(508-1088psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比、200-400℃(392-752℉)的温度和25巴(362 psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至10-1000wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
优选地，所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在约40-55巴(580-798psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比、300-400℃(572-752℉)的温度和25巴(362 psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至100-500wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
优选地，步骤d)中使用的催化剂选自钴钼、镍钼、或钴钼和镍钼的组合。
优选地，步骤a)中使用的催化剂是钴钼或镍钼催化剂。
优选地，步骤a)的所述氢气物流通过补充氢气物流、来自步骤a)的所述氢气物流和来自步骤d)的氢气物流的组合获得。
优选地，通过进料有补充氢气物流的共用多级氢气压缩***将步骤a)、步骤b)和步骤d)集成，其中步骤d)的所述氢气物流取自所述共用多级氢气压缩***，然后使其一次性流过所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元，再随后将来自步骤d)的所述富氢蒸气物流送回至所述共用多级氢气压缩***的不同级，在此其首先与部分压缩的所述补充氢气混合，并将它们进一步压缩以进料至步骤a)。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于1％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于10％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于20％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
在另一种方案中，本发明描述了将重质油或沥青原料转化为高价值的运输燃料和含0.5％硫的船用燃料的新工艺配置，其包括：
a)将包含重质油的原料和氢气物流进料至一个或多个沸腾床反应器中，以提供第一流出物；和
b)将来自所述一个或多个沸腾床反应器的所述第一流出物进料至包括在不同温度和压力下的分离容器的分离段，以回收富氢气体和液体流出物，和
c)将来自所述分离段的所述液体流出物进料至常压和真空蒸馏单元，以回收真空渣油物流、一个或多个真空瓦斯油物流、一个或多个石脑油物流和一个或多个中间馏分油物流；和
d)将来自流化催化裂化单元的轻质循环油物流和氢气物流进料至固定床或沸腾床加氢脱硫单元，以提供第二液体流出物和富氢蒸气物流，其中所述氢气物流获自步骤b)中的所述富氢气体物流，然后将来自步骤d)的所述富氢蒸气物流返回至步骤b)中的所述分离段；和
e)在汽提塔中分馏所述第二液体流出物，以分离未稳定化的石脑油物流和经稳定化的低硫轻质循环油物流；和
f)将所述低硫轻质循环油物流与来自步骤c)的所述真空渣油物流共混以提供最终的燃料油产物；并且
其中所述燃料油产物包含不大于0.5重量％的硫、小于18重量％的康拉逊残炭、小于350wppm的钒、具有在15℃下小于991kg/m3的密度、小于0.1重量％的IP-390沉积物、和在50℃下小于380厘沲的粘度。
优选地，通过进料有补充氢气物流的共用多级氢气压缩***将步骤a)、步骤b)和步骤d)集成，其中步骤d)的所述氢气物流取自步骤b)的所述一个或多个第一流出物，然后使其一次性流过所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元，再随后将来自步骤d)的所述富氢蒸气送回至所述共用多级氢气压缩***的入口并与所述补充氢气物流混合并且将它们压缩以进料至步骤a)。
优选地，来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在100-230巴(1450-3335psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比和300-450℃(572-842℉)的温度下运行。
优选地，来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在160-200巴(2320-2900psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比和400-430℃(752-806℉)的温度下运行。
优选地，所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在35-75巴(508-1088psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比、200-400℃(392-752℉)的温度和25巴(362 psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至10-1000wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
优选地，所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在约40-55巴(580-798psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比、300-400℃(572-752℉)的温度和25巴(362 psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至100-500wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
优选地，步骤d)中使用的催化剂选自钴钼、镍钼、或钴钼和镍钼的组合。
优选地，步骤a)中使用的催化剂是钴钼或镍钼催化剂。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于1％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于10％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
优选地，步骤a)中的所述原料包含大于20％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
附图说明
图1示出了概述如本文所述的由常压或真空渣油原料制备低硫船用燃料的示例性方法的流程图。
图2示出了替代集成工艺方案，其具有用于轻质循环油(LCO)加氢脱硫(HDS)段的不同的氢气源。
图3示出了所提供的两个实施例的每日催化剂添加成本。
发明详述
本申请人的发明方法在同一总体工艺中分为四个不同的区段。I区显示来自流化催化裂化单元(FCC)的轻质循环油(LCO)的加氢脱硫(HDS)。 II区显示氢气压缩区。III区显示氢气纯化段。最后，IV区显示用于渣油加氢裂化工艺段的沸腾床渣油反应器***。这些反应区中的每一个在图1和图2中示出。
本申请人的发明中示出的配置允许由常压或真空渣油原料高效且有效地制备低硫船用燃料以及有价值的运输燃料。
图1示出了概述如本文所述的由常压或真空渣油原料制备低硫船用燃料的示例性方法的流程图。在I区中，采用来自源自氢气压缩区(II)的共用补充氢气压缩机的第一级22的一些或全部氢气23在HDS单元12中独立地处理来自流化催化裂化单元(FCC)(未示出)的LCO 11。来自共用补充压缩机的第一级的氢气23在约35-75巴(约508-1088 psi)、优选40-70巴(580-1015 psi)的压力下运行。
HDS单元12可以是固定床或沸腾床反应器。来自共用补充氢气压缩机的第一级22的一部分氢气23a可以在与氢气23所规定的相同的压力下被送至共用补充压缩机的第二级24。
加氢脱硫区I在氢气一次性通过的基础上运行，因此不需要再循环压缩机或胺吸收剂。使用高纯度补充氢气作为HDS单元12的进料可将总压力最小化，同时保持足够的氢气分压。HDS单元12通常在以下条件下运行： 35-75巴(508-1088 psi)的压力，优选40-55巴(580-798 psi)的压力；0.5-5h-1的LHSV；100-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比；200-400℃(392-752℉)、优选300-400℃(572-752℉)的温度；25 bar(362psi)的最小氢气分压。HDS单元12中使用的催化剂可以是钴钼、镍钼或这两者的组合。钴钼是优选的。这些条件提供了良好的加氢脱硫性能，芳族化合物饱和度低于40％，这有利于溶解保留在来自渣油加氢裂化工艺的未转化渣油中的沥青质分子，因此符合渣油燃料油稳定性规格。芳族化合物饱和度低于40％，优选低于15％。
HDS单元12产生液体流出物13和富氢蒸气排出气17。液体流出物13被送至汽提塔单元14中，以将流出物分馏成未稳定化的石脑油物流15和经稳定化的低硫轻质循环油物流16(ULS LCO)。将未稳定化的石脑油物流15与来自IV区中的分馏段48的石脑油52合并，并将合并的石脑油物流19送至稳定塔，然后送至重整器(未示出)以生产汽油。
将来自HDS单元12的富氢排出气17与来自II区中的第一级氢气压缩单元22的任何氢气(其最初不用作HDS反应器单元12的氢气进料) (物流23a)以及来自氢气纯化区III中的第二级高压膜单元34的纯化氢气35合并，然后送回至II区中的共用补充压缩机的第二级24。来自氢气纯化区III中的第二级高压膜单元34的纯化氢气35处于约30-70巴(435-1015psi)、优选35-50巴(508-725psi)的压力下。
然后，将来自共用补充压缩机的第二级24的压缩氢气25与来自氢气纯化区III中的第一级高压膜单元37的纯化氢气38合并，并将它们进一步压缩至加氢裂化区IV中的沸腾床渣油反应器***42所需的压力。来自共用补充压缩机的第二级24的压缩氢气25处于约60-135巴(870-1958psi)、优选80-120巴(1160-1740psi)的压力下。
氢气纯化区III中的第一级高压膜单元37进料有来自IV区中的分离段44的高压排出气46。高压排出气46处于约90-220巴(1305-3190psi)、优选150-190巴(2175-2755psi)的压力下。将来自第一级高压膜37的渗透氢气38与来自压缩机2级 (24)的氢气产物25一起送至压缩机3级 (26)的吸入口。将来自第一级高压膜37的非渗透气体36送至第二级高压膜34以回收额外的氢气。值得注意的是，不需要两级膜布置–可以使用单级膜，其中来自膜1级(37)的非渗透气体36将直接进入PSA单元31。
IV区中的沸腾床渣油反应器加氢裂化***42可以由一个或多个沸腾床反应器组成。沸腾床渣油反应器加氢裂化***42通常在以下条件下运行：100-230巴(1450-3335psi)的压力、优选160-200巴(2320-2900 psi) 的压力； 0.05-5h-1的LHSV；50-5000 Nm3/m3进料的H2/烃之比；300-450℃(572-842℉)、优选400-430℃(752-806℉)的温度。
在沸腾床渣油加氢裂化***42中，可以使用任何标准催化剂，特别是在基质上包含至少一种具有加氢功能的金属或金属化合物的粒状催化剂。该催化剂最通常为挤出物形式。
沸腾床渣油反应器***加氢裂化***42的进料物流41是常压或真空渣油，还可以包含淤浆油进料物流以及来自氢气压缩区II中的共用补充压缩机单元的第三级26的经压缩的高纯度氢气物流27。高纯度氢气物流27通常含有84-100体积％的H2，优选95-100体积％的H2。
沸腾床渣油反应器***42的进料物流41可以包含通常会被送往燃料油生产的FCC淤浆油，尽管淤浆油的处理不是强制性的。淤浆油通常是具有相对高硫含量的物流，根据新的IMO法规，不可能在燃料油中直接包含这种物流。在沸腾床渣油反应器***42中处理渣油进料41的优点是将一部分物流转化为较轻质的产物并降低硫含量，并且如果在这样的进料物流41中包含淤浆油，则淤浆油中的重质芳族化合物可能有利于在沸腾床渣油反应器***42以及分离单元44和分馏单元48中保持稳定的运行。
将来自沸腾床渣油反应器***42的流出物43进料至分离段44以产生液体物流47、MP排出气物流45和HP排出气物流46，该分离段44由在各种温度下操作并具有中压和高压段的容器组成。
HP排出气物流46通常处于100-230巴(1450-3335psi)、优选160-200巴(2320-2900psi)的压力下。MP排出气物流45通常处于约30-65巴(435-942.5psi)、优选25-50巴(362.5-725psi)的压力下。
将MP排出气45与来自第二级膜34的非渗透气体物流33合并，并进料至变压吸附器单元31中，以回收高纯度氢气物流32，将该高纯度氢气物流32进料至共用补充氢气压缩机单元的第一级22。将HP排出气物流46进料至氢气纯化区III中的第一级高压膜单元37。
将来自分离段44的液体物流47送至分馏单元48，在此通过常压和真空蒸馏将其分离成各种液体产物。如上所述，将未稳定化的石脑油物流52送至HDS区I。未稳定化的石脑油物流52具有约120-200℃ (248-392℉)的TBP分馏点。
在分馏单元中分离的其他物流包括柴油物流49、真空瓦斯油物流50和真空渣油物流51。
II区代表氢气在多个级中的压缩。可以使用任何数量的级，但是通常是两到四级。(在图1和图2中显示了三个级(22)、(24)和(26))。氢气23已在第一氢气压缩机级22中被压缩成第一级氢气，以达到适合HDS单元12的压力，第一氢气压缩机级22进料有补充氢气21和来自氢气纯化区III的变压吸附器单元(PSA)31的纯化氢气32。
将来自HDS单元12的流出物13送至HDS分馏单元14。HDS分馏单元14将进料物流分离成石脑油物流15和超低硫轻质循环油物流16(ULS LCO)，将所述石脑油物流15与来自IV区的未稳定化的石脑油52合并并送至重整器(未示出)。石脑油物流15还具有通常约120-200℃ (248-392℉)的TBP分馏点。
此后，将来自HDS分馏单元14的ULS LCO物流16与来自IV区加氢裂化段的沸腾床渣油反应器***分馏单元48的真空渣油51合并，以生成超低硫燃料油53(ULSFO)物流，该物流包含不大于0.5重量％的硫，小于18重量％的康拉逊残炭，小于350wppm的钒，具有在15℃下小于991kg/m3的密度、小于0.1重量％的IP-390沉积物、和在50℃下小于380厘沲的粘度。
图2显示了替代集成工艺方案，其具有用于轻质循环油(LCO)加氢脱硫(HDS)区I的不同的氢气源。除非另有说明，否则该方案中的操作条件与上述详细描述的图1中所述的操作条件基本相同。
在该替代工艺方案中，来自IV区中的分离单元44的氢气排出气46被HDS单元12直接用作HP物流46b，或者在首先作为46a送至第一级高压膜单元37之后再被使用，在第一级高压膜单元37中将氢气排出气46a进一步纯化并作为高纯度氢气39以供HDS单元12使用。HP物流46b通常在约30-65巴(435-943psi)、优选40-55巴(589-798psi)的压力下运行。膜单元37可以是一级或二级膜。物流46a通常处于约90-250巴(1305-3625psi)、优选130-190巴(1885-2755psi)的压力下。
此外，将来自HDS单元12的HP排出气17与来自分离单元44的MP排出物流45一起送回至PSA单元31进行净化。
具体实施方式
实施例1
通过以下实施例将进一步描述本发明，所述实施例不应解释为限制本发明的范围。
所示实施例使用具有以下性质的非典型***轻质真空渣油(VR)原油：
考虑了两种渣油转化率水平–以1,000℉+为基准，65％和85 v％。在集成的HDS段中对用于共混的LCO进行加氢处理至硫含量为0.1重量％。这是一种相当温和的HDS处理，并且可以在比由LCO生产最终柴油产品所需的条件更温和的条件(更高的LHSV，更低的压力)下完成。经加氢处理的LCO性质如下所示。
该实施例中的LCO硫含量是出于举例说明目的。在集成的HDS段中可以将LCO脱硫至更低的产品硫含量。集成的HDS段中所需的脱硫水平将取决于许多因素，尤其是LCO进料中的硫、沸腾床渣油反应器***VR进料中的硫含量、HDS水平和沸腾床渣油反应器***单元中的催化剂的添加速率。
两种渣油转化率情况处于恒定的进料速率和恒定的反应器尺寸 (LHSV)下。对于较低转化率的情况，与较高转化率的情况相比，降低了反应器的操作温度。为了达到生产含0.5重量％硫的船用燃料所需的HDS水平，在这两种情况之间调节每日催化剂添加速率。
图3显示了所示两种情况的每日催化剂添加成本。
对于两种渣油转化率，下表3和表4中示出了沸腾床渣油反应器***的收率和产物品质。
表3：沸腾床渣油反应器***单元收率
在较低转化率的情况下，燃料油最大化。在船用燃料价格高的情况下，此操作有利。如果船用燃料的价格较低，则可以提高转化率。这使C5-1000℉产物的产量提高近30％，同时使船用燃料的产量减少了一半以上。
表4：沸腾床渣油反应器***UCO和船用燃料性质
表5 H油单元流出物性质
已经根据具体实施方案和应用公开了本文描述的本发明。然而，这些细节并不意味着是限制性的，并且根据该教导，其他实施方案对于本领域技术人员将是显而易见的。因此，应理解，附图和描述是对本发明原理的说明，并且不应解释为限制本发明的范围。

Claims (13)

1.由重质渣油原料生产低硫燃料产物的方法，其包括：
a)将包含重质油的原料和氢气物流进料至一个或多个沸腾床反应器中，以提供第一流出物；和
b)将来自所述一个或多个沸腾床反应器的所述第一流出物进料至包括在不同温度和压力下的分离容器的分离段，以回收富氢气体和液体流出物，和
c)将来自所述分离段的所述液体流出物进料至常压和真空蒸馏单元，以回收真空渣油物流、一个或多个真空瓦斯油物流、一个或多个石脑油物流和一个或多个中间馏分油物流；和
d)将来自流化催化裂化单元的轻质循环油物流和氢气物流进料至固定床或沸腾床加氢脱硫单元，以提供第二液体流出物和富氢蒸气物流，其中所述氢气物流获自来自步骤(a)的所述氢气物流的一部分或步骤(b)中的所述富氢气体物流，然后将来自步骤(d)的所述富氢蒸气物流返回至步骤(b)中的所述分离段；和
e)在汽提塔中分馏所述第二液体流出物，以分离未稳定化的石脑油物流和经稳定化的低硫轻质循环油物流；和
f)将所述低硫轻质循环油物流与来自步骤c)的所述真空渣油物流共混以提供最终的燃料油产物；并且
其中所述燃料油产物包含不大于0.5重量％的硫、小于18重量％的康拉逊残炭、小于350wppm的钒、具有在15℃下小于991kg/m3的密度、小于0.1重量％的IP-390沉积物、和在50℃下小于380厘沲的粘度。
2.根据权利要求1的方法，其中来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在100-230巴(1450-3335psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000Nm3/m3进料的H2/烃之比和300-450℃(572-842℉)的温度下运行。
3.根据权利要求1的方法，其中来自步骤(d)的所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元在160-200巴(2320-2900psi)的压力、0.05-5h-1的LHSV、50-5000Nm3/m3进料的H2/烃之比和400-430℃(752-806℉)的温度下运行。
4.根据权利要求1的方法，其中所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在35-75巴(508-1088psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000Nm3/m3进料的H2/烃之比、200-400℃(392-752℉)的温度和25巴(362psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至10-1000wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
5.根据权利要求1的方法，其中所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元通常在约40-55巴(580-798psi)的压力、0.5-5h-1的LHSV、100-5000Nm3/m3进料的H2/烃之比、300-400℃(572-752℉)的温度和25巴(362psi)的最小氢气分压下运行，其中硫被去除至100-500wppm的水平，并且进一步其中芳族化合物饱和度低于40％。
6.根据前述权利要求之一的方法，其中步骤d)中使用的催化剂选自钴钼、镍钼、或钴钼和镍钼的组合。
7.根据权利要求1至5之一的方法，其中步骤a)中使用的催化剂是钴钼或镍钼催化剂。
8.根据权利要求1至5之一的方法，其中步骤a)的所述氢气物流通过补充氢气物流、来自步骤a)的所述氢气物流和来自步骤d)的氢气物流的组合获得。
9.根据权利要求1至5之一的方法，其中通过进料有补充氢气物流的共用多级氢气压缩***将步骤a)、步骤b)和步骤d)集成，其中步骤d)的所述氢气物流取自所述共用多级氢气压缩***，然后使其一次性流过所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元，再随后将来自步骤d)的所述富氢蒸气物流送回至所述共用多级氢气压缩***的不同级，在此首先将所述富氢蒸气物流与部分压缩的所述补充氢气混合，并将它们进一步压缩以进料至步骤a)。
10.根据权利要求1至5之一的方法，其中步骤a)中的所述原料包含大于1％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
11.根据权利要求1至5之一的方法，其中步骤a)中的所述原料包含大于10％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
12.根据权利要求1至5之一的方法，其中步骤a)中的所述原料包含大于20％的来自流化催化裂化单元(FCC)的淤浆油。
13.根据权利要求1至5之一的方法，其中通过进料有补充氢气物流的共用多级氢气压缩***将步骤a)、步骤b)和步骤d)集成，其中步骤d)的所述氢气物流取自步骤b)的所述一个或多个第一流出物，然后使其一次性流过所述固定床或沸腾床加氢脱硫单元，再随后将来自步骤d)的所述富氢蒸气送回至所述共用多级氢气压缩***的入口并与所述补充氢气物流混合并将它们压缩以进料至步骤a)。
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