CN112442392A - 用于加氢处理烃残留物流的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明题为“用于加氢处理烃残留物流的方法”。本发明提供了一种用于加氢处理烃残留物流的方法。所述方法包括通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流。在热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的塔顶蒸汽流和塔底液体流。将所述塔底液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流。回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流。在所述塔顶蒸汽流的至少一部分的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供脱硫烃残留物流。本发明方法提供了包含0.3重量％至1.5重量％的硫的低硫燃料油产物流。

Description

用于加氢处理烃残留物流的方法
优先权声明
本申请要求2019年8月31日提交的美国申请序列号16/558,067的优先权，该申请全文以引用方式并入本文。
技术领域
本领域涉及用于加氢处理烃残留物流的方法。具体地，本领域涉及烃残留物流的脱硫。
背景技术
从分馏塔的底部产生残留物或残渣流。常压残留物(AR)为常压塔的塔底产物。真空残留物(VR)是真空蒸馏塔的塔底产物。残留物流的一个应用是用于产生特定的工艺进料。残留物流是描述沸点高于可在蒸馏塔中蒸馏的物质的含烃流的通用术语。例如，涉及现有技术的常压蒸馏时，残留物油的大部分重量分数具有大于343℃(650°F)的沸点。如果涉及现有技术的真空蒸馏，则残留物油的大部分重量分数具有大于524℃(975°F)的沸点。残留物流的主要应用之一是在轮船中作为燃料。轮船的“油舱”油的主要类型是重燃料油，其从原油蒸馏得出作为残留物。残留物包含硫，硫在发动机中燃烧后最终成为轮船排放物。已知硫氧化物(SOx)对人类健康和环境有害。限制来自轮船的SOx排放物将改善空气质量并保护环境。
用于减小来自轮船的硫氧化物(SOx)排放物的国际海洋组织(IMO)法规首先于2005年生效，依据用于防止来自轮船的污染的国际公约(称为MARPOL公约)的附录VI。MARPOL公约旨在防止轮船出于操作原因或意外原因对海洋环境造成的污染。MARPOL规定了对含硫化合物的限制；例如，从轮船排气发出的硫氧化物(SOx)，并且特别禁止含硫化合物的有意排放。自那时以来，对硫氧化物的限制已逐渐收紧。在2019年12月31日之前，对于在排放控制区域之外操作的轮船，轮船的燃料油的硫含量的极限为3.50％m/m(质量/质量)。从2020年1月1日起，在指定排放控制区域之外操作的轮船上使用的燃料油中的硫的极限已进一步减小至0.50％m/m(质量/质量)。IMO法规被设计为显著减少从船舶发出的硫氧化物的量，并且为世界(尤其为生活在港口和海岸附近的人群)提供重要的健康和环境效益。
残留物流包含高沸点的富含烃和杂原子的污染物。加氢处理是一种加氢处理工艺，其主要目的是从大气残留物或真空残留物进料移除金属、硫和氮以使得产物适用作满足环境法规的燃料油，或者产生可在另一种精炼方法中被进一步处理的中间产物。加氢处理是对硫、含氮位点以及不饱和碳分子施加催化加氢反应以从残留物油分子移除硫、氮和重金属的方法，从而产生具有适宜特性的有价值的燃料油成品或中间产物以进料到其他方法中。与用于杂原子移除和芳族环/环烷环饱和的残留物油的加氢处理相比，其他类别的加氢处理(例如，氢化裂解)聚焦于沸点降低，在很多情况下目标是高于材料的50重量％的质量分数降低，从而使残留物流中的等于或高于524℃(975°F)的沸点变为低于524℃(975°F)的沸点。
加氢处理和氢化裂解根据这些方法中的每一者的固有化学过程和操作条件来区分。残留物油的加氢处理在很多情况下依赖于不饱和碳-碳环结构或碳-杂原子键的加氢反应，该加氢反应由于其放热性质而在热力学方面得益于较低温度。加氢处理的净结果是使杂原子移除和碳-碳键饱和最大化，但由于分子基质分解，确实发生了较小沸点降低。然而，仅由于加氢处理反应，沸点为523℃(975°F)或更高的材料的沸点偏移限于20％至50％或更低。相比之下，可行的氢化裂解工艺需要较高的温度来发生，这是由于与加氢处理相比，需要克服键能以有效降低沸点。这对于处理残留物进料特别正确，由此使得残留物进料氢化裂解工艺条件与加氢处理工艺条件明显不同。处理残留物进料的氢化裂解工艺在远高于加氢处理条件下进行操作，例如在426℃(800°F)或更高的温度下操作，以实现沸点为523℃(975°F)或更高的材料的目标50％或更高的转化。当氢化裂解工艺用于残留物进料沸点降低时，可应用具有更多裂化功能的氢化裂解催化剂。然而，发现在处理残留物原料时，氢化裂解催化剂具有显著缩短的寿命，这是由于残留物分子引起的严重催化剂失活。
为了满足各种环境条件(诸如MARPOL的环境条件)，精炼器正在权衡用于生产燃料产品的技术解决方案以满足更新和更严格的硫规格。将高度期望具有可有效地使残留物流脱金属和脱硫至低于特定硫规格的残留物油加氢处理工艺。动态变化的燃料油价格以及使用残留物油加氢处理工艺以生产一系列质量和定价的流的选项为精炼器提供了优化其处理并在不同价格情况下最大化利润的机会。
因此，需要用于加氢处理残留物流以提供脱金属和脱硫的残留物流的替代方法。而且，期望提供用于在较低的资本支出和操作支出方面提供成本效益的新装置和方法。根据随后的对主题的详细描述和所附权利要求，并结合附图和主题的此背景技术，本发明主题的其他期望特征和特性将变得显而易见。
发明内容
本文设想的各种实施方案涉及用于加氢处理烃残留物流的方法和装置。本文提出的示例性实施方案提供了用于加氢处理烃残留物流的方法。
根据示例性实施方案，提供了用于加氢处理烃残留物流的方法。所述方法包括在氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流。可在热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的塔顶蒸汽流和塔底液体流。可将所述塔底液体流分离成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流。可回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流。还可在所述塔顶蒸汽流的至少一部分的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供高度脱硫烃残留物流。
根据另一个示例性实施方案，提供了用于加氢处理烃残留物流的方法。所述方法包括向所述烃残留物流添加氢气流。可以在所述氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流。可在第一阶段热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的第一阶段蒸汽流和第一阶段液体流。可将所述第一阶段液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流。可回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流。可在所述第一阶段蒸汽流的至少一部分的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供高度脱硫烃残留物流。可在第二阶段热分离器中分离所述脱硫烃残留物流以提供第二阶段蒸汽流和第二阶段液体流。可将所述第二阶段液体流的至少一部分与所述低硫燃料油产物流混合以满足最终低硫燃料油产品规格。所述第二阶段液体流的剩余部分可被抽出作为可进一步处理的共产物流。
本公开的方法设想提供满足从2020年1月1日起生效的最新MARPOL法规的低硫燃料油产品。本公开的方法提供具有小于0.5重量％的量的硫的低硫燃料油产物。通过本当前方法获得的所述低硫燃料油产物满足针对可存在于所述燃料油中的硫的MARPOL法规的当前法规。任选地，本方案可共产生可适用于其他精炼方法(诸如流体催化裂化(FCC))的另一种残留物产物流。本公开的用于加氢处理烃残留物流的方法还在产物构成方面提供灵活的精炼器选项。所述方法适用目标在于从残留物油产物的控制移除的条件，其与氢化裂解工艺的典型条件不同，所述氢化裂解工艺的目标在于残留物油进料中的沸点为523℃(975°F)或更高的材料的至少50％转化，更具体地讲，所述差异取决于操作温度条件。
考虑以下具体实施方式、附图和所附权利要求，将更好地理解本公开的这些和其他特征、方面和优点。
附图说明
下文将结合以下附图描述各种实施方案，其中类似的数字表示类似的元件。
图1是根据一个示例性实施方案的用于加氢处理烃残留物流的方法和装置的示意图。
定义
如本文所用，术语“塔”意指用于分离一种或多种不同挥发性物质的组分的一个或多个蒸馏塔。除非另有说明，每个塔在塔的塔顶包括冷凝器以冷凝塔顶蒸气并将塔顶料流的一部分回流至塔的顶部。还包括在塔的底部的再沸器，以汽化并将塔底料流的一部分送回塔的底部以提供分馏能。可以预热塔的进料。顶部压力是塔出口处的塔顶蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从回流或再沸的塔下游到塔的净管线。另选地，汽提流可用于塔底处的热输入。
如本文所用，术语“料流”可包含各种烃分子和其他物质。
如本文所用，术语“塔顶流”可以意指从容器(诸如塔)的顶部或在该顶部处或附近延伸的管线中抽出的流。
如本文所用，术语“塔底流”可以意指从容器(诸如塔)的底部或在该底部处或附近延伸的管线中抽出的流。
如本文所用，术语“传递”包括“进料”和“充装”，并且意指物质从导管或容器传递到物体。
如本文所用，术语“部分”意指与主流相比，在组成上无任何变化的取自主流或从主流分离出的量或份数。另外，它还包括将所取的或分离的部分分成多个部分，其中每个部分与主流相比保持相同的组成。
如本文所用，术语“单元”可指包括一个或多个设备项和/或一个或多个子单元的区域。装备项可包括一个或多个反应器或反应器容器、加热器、分离器、罐、交换器、管道、泵、压缩机和控制器。另外，装备项诸如反应器、干燥器或容器还可包括一个或多个单元或子单元。
术语“连通”意指在枚举的部件之间可操作地允许物质流动。
术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分物质可以从与其连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分物质可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“直接连通”或“直接”意指从上游部件流动进入下游部件，而不会由于物理分馏或化学转化而发生组成变化。
如本文所用，术语“沸点”是指通过气相色谱模拟蒸馏方法ASTM D-2887和ASTM D-7169更方便地确定的材料的沸点。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指与ASTM D-2892相对应的用于确定物质的沸点的测试方法，其用于生产可获得分析数据的标准化质量的液化气体、馏分和渣油，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的收率，从所述质量和体积使用十五个理论塔板在回流比为5∶1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。
如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-7169得出的样品开始沸腾的温度。
如本文所用，术语“T5”、“T70”或“T95”分别是指使用ASTM D-7169得出的5质量百分比、70质量百分比或95质量百分比(根据具体情况)的样品沸腾的温度。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸汽出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可与分离器下游连通的一种类型的分离器。分离器可在比闪蒸罐更高的压力下操作。
如本文所用，术语“Conradson碳残留物”或“CCR”意指使用ASTM D189进行标准油热解测试后的含碳残留物的重量分数。CCR可在类似测试中通过ASTM D4530由微米碳残留物(MCR)来估计，但使用小得多量的样品。CCR测量油焦化趋势或氢缺乏的程度。
具体实施方式
以下具体实施方式本质上仅是示例性的，并且不旨在限制各种实施方案或其应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下详细描述中呈现的任何理论的束缚。通过删除通常在这种性质的方法中采用的大量设备诸如容器内部构件、温度和压力控制***、流量控制阀、再循环泵等(这些并不是说明方法的性能所特别需要的)来简化附图。此外，在具体附图的实施方案中对当前方法的说明并非旨在将本方法限制于本文所述的具体实施方案。
如图所示，附图中的工艺流程线可以互换地称为例如管线、管道、分支、分配器、流、流出物、进料、产物、部分、催化剂、抽出物、再循环、抽吸、排放和焦散。
本发明提供了一种用于通过灵活产物目标来加氢处理烃残留物流的两阶段加氢处理工艺。参考根据如图所示的实施方案的方法和装置100来解决用于加氢处理烃残留物流的方法。参照附图，方法和装置100包括第一阶段加氢处理单元101、第一阶段分离区段161、第二阶段加氢处理单元201和第二阶段分离区段261。在示例性实施方案中，氢化裂解单元101可包括两阶段氢化裂解反应器。如图所示，将残留物管线102中的烃残留物流和第一氢气管线282中的第一阶段氢气流进料至第一阶段加氢处理单元101。
在一个实施方案中，烃残留物流可包括含有残留物含烃原料的烃进料流。残留物含烃原料可取自大气分馏塔或真空分馏塔的底部。在示例性实施方案中，烃残留物流可包括具有316℃(600°F)至399℃(750°F)的T5和510℃(950°F)至704℃(1300°F)的T70的AR。具有482℃(900°F)至565℃(1050°F)范围内的T5的VR也可以是合适的进料。VR，具有288℃(550°F)至315℃(600°F)的T5的大气瓦斯油和具有316℃(600°F)至399℃(750°F)的T5的真空瓦斯油(VGO)也可以与AR共混以制备合适的残留物进料。脱沥青油、减粘裂化炉残留物、澄清的淤浆油和页岩油也可以是单独或与AR或VR共混的合适的残留物进料。
通常，这些残留物进料包含大浓度的金属，该金属需要在可发生更深的催化脱硫之前通过接触被设计成具有针对含金属副产物的大储存的HDM催化剂来移除，因为金属将吸附在HDS催化剂上，由此减小可用于反应的表面并且缺乏储存从而使其失活。合适的残留物进料可包括50至500wppm的金属或小于200wppm的金属。镍、钒和铁是残留物进料中的一些典型金属。残留物进料可以包含5至200wppm镍，50至500wppm钒，1至150wppm铁和/或5重量％至25重量％Conradson碳残留物。残留物进料可包含10,000wppm至60,000wppm硫。一般来讲，可存在于残留物进料中的污染物及其Conradson碳残留物可通过一系列的残留物油特定的化学性质(例如，沥青质的存在)来表征，并且可被测量作为不溶于低碳数溶剂(诸如正庚烷或正戊烷)的材料的量。因此，用于包含原料的残留物的加氢处理工艺与不包含残留物或包含最少残留物的进料相比具有独特且不同的考虑因素。通常，炼油厂具有目标产品规格，这取决于加氢处理产物的下游应用，主要是硫和金属含量。在一个示例性实施方案中，方法可采用包括至少50重量％沸点大于343℃(650°F)的材料的进料。在另一个示例性实施方案中，方法可采用包括至少8重量％沥青质的进料。
第一氢气管线282中的第一阶段氢气流可以与残留物管线102中的残留物流结合以在残留物进料管线104中提供烃残留物流。可在火焰加热器110中加热残留物进料管线104中的烃残留物流。任选地，残留物进料管线104中的烃残留物流和第一氢气管线282中的第一阶段氢气流可分开地传递到火焰加热器110。残留物进料管线112中的已加热的烃残留物流可进料至第一阶段加氢处理单元101的第一脱金属反应器120。
加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，所述加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。对残留物油进料的加氢处理主要应用氢化条件，以用于芳族或环烷饱和以及通过由碳和杂原子分子之间的键饱和以及随后的化学键断裂引发的化学键弱化来移除硫或氮元素。通常，残留物油加氢处理工艺应用此类氢化条件，包括405℃(760°F)或更低的加氢处理温度。相比之下，氢化裂解条件通常包括426℃(800°F)或更高的氢化裂解温度以实现残留物分子的沸点降低。然而，残留物油的氢化裂解工艺可移除污染物，主要通过温度启用的自由基裂化机制或更少地通过由于热力学限制而引起的不饱和键的氢化反应。具体地，由于热力学限制，在残留物进料氢化裂解条件下操作的方法将不会实现可感知的不饱和碳-碳键氢化，相反，如果不考虑有效的控制措施来防止焦炭在反应器***中构建和沉积，则脱氢缩合反应将进行至在很多情况下导致过量焦炭形成的程度。在很多情况下，在残留物进料氢化裂解条件下操作的方法避免在反应器内施加固定床催化剂，从而避免焦炭沉积或反应器中静置的任何催化剂表面的失活。因此，如果与加氢处理催化剂和工艺结合使用，则在很多情况下导致短暂操作，从而使得工艺在商业上不可行。
加氢处理是对硫、含氮位点以及不饱和碳分子施加催化加氢反应以从残留物油分子除去硫、氮和重金属的方法。在加氢处理工艺中，烃芳环分子通过稳变异构而稳定。通常，芳族环的氢化由催化氢离解的非均相催化剂辅助，并且进一步附接芳族结构的共轭π键以及将它们转变成σ碳-碳键，从而形成环烷环。含硫烃分子(尤其是噻吩化合物)还依赖于催化剂上的活性位点来转移，在很多情况下通过噻吩环开环或氢化作为关键步骤。通过较低温度，所有的氢化反应在热力学上更加有利。因此，在工业反应器条件下，加氢处理反应器在固定床负载型催化剂下操作，反应器温度通常保持低于426℃(800°F)以实现适当程度的芳族环氢化、加氢脱硫或加氢脱氮。
相比之下，裂化反应涉及碳-碳键断裂并且在热力学上受益于较高温度。作为裂化反应的净结果，大分子转化为较小分子，从而导致沸点降低。裂化反应通常伴随热裂化和催化裂化进行。热裂化通过自由基机制进行，并且可感知的转化在很多情况下需要高温，诸如426℃(800°F)及以上。催化裂化(并且尤其是催化氢化裂解)依赖于酸性催化剂辅助的碳阳离子机制。在氢化裂解条件下，通过碳阳离子机制形成的主裂化产物由于氢供应和双官能催化剂而保持饱和。
第一阶段加氢处理单元101可包括两个脱金属反应器，这两个脱金属反应器包括第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130。还可使用更多或更少的脱金属反应器，并且每个脱金属反应器120和130可包括脱金属反应器的一部分或包括一个或多个脱金属反应器。每个脱金属反应器120和130可在一个或多个脱金属反应器容器中包括催化剂床的一部分或一个或多个催化剂床。在附图中，第一阶段加氢处理单元101包括两个脱金属反应器120和130，每个脱金属反应器包括单个HDM催化剂床。
固定床反应器可包括负载型催化剂或非负载型催化剂，但它们是强结合和成形的，并且相对于其中仅液体烃进料和富氢气体进流过催化剂表面的反应容器是静置的。固定床反应器通常应用于包含石油进料的污染物的加氢处理或氢化。流化床反应器还可用于残留物油加氢处理，其中催化剂在反应器内频繁负载和流化，但保留在反应容器内，除非在催化剂耗尽之后排放。输送反应器也可用于残留物油处理，但主要被设计用于沸点降低或氢化裂解，其中催化剂流过液体进料和含氢气体流或与其一起行进。在示例性实施方案中，脱金属反应器120和130各自包括HDM催化剂的固定床。
可用于第一阶段加氢处理单元101的合适的HDM催化剂可包括任何常规残留物加氢处理催化剂，并且包括在高表面积的载体材料(诸如氧化铝)上由至少一种VIII族金属或铁、钴和镍，或镍和/或钴和至少一种VI族金属(例如，钼和钨)组成的那些。也可在相同的反应容器或催化剂床中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。VIII族金属可能以1重量％至10重量％、或2重量％至5重量％的范围内的量存在于HDM催化剂上。VI族金属将通常以1重量％至20重量％、或2重量％至10重量％的范围内的量存在于HDM催化剂上。而且，可用于第一阶段加氢处理单元101的合适的催化剂不包括旨在用于沸点降低目的的增强催化剂酸度的化合物。相比之下，用于氢化裂解工艺的催化剂通常包含固体酸，其示例包括结晶二氧化硅氧化铝，例如分子筛或沸石材料；氯化氧化铝；以及无定形二氧化硅-氧化铝。增强的酸性官能团经常通过形成由在催化剂中添加的酸性官能团而实现的碳阳离子来执行显著的碳-碳键断裂。具有增强的酸性的氢化裂解催化剂可比加氢处理催化剂所具有的天然弱酸性强2至100倍。
在一个实施方案中，第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130可包含在γ氧化铝上包含钴和钼的HDM催化剂。第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130中的HDM催化剂可具有双峰孔径分布，其中催化剂颗粒上至少25％的孔被表征为在5nm至不超过30nm的微孔或中孔范围内的小孔，并且至少25％的孔被表征为在大于30nm至100nm的中孔或大孔范围内的大孔。大孔更适合于脱金属，并且小孔更适合于脱硫。在第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130中，大孔与小孔的比率可从上游至下游降低。在另一个实施方案中，第一脱金属反应器120可具有比第二脱金属反应器130更大的大孔与小孔的比率。
管线104中的烃残留物流可进料至第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130。预期在第一阶段加氢处理单元101中可设置更多或更少的脱金属反应器。在第一脱金属反应器120中，管线104中的烃残留物流或残留物进料管线112中的已加热的烃残留物流通过脱金属催化剂进行加氢处理，以在第一阶段氢气流的存在下使管线104中的烃残留物流或残留物进料管线112中的已加热的烃残留物进流脱金属，从而提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流。可将管线122中的加氢处理/脱金属的流出物流传送至第二脱金属反应器130。第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130旨在使烃残留物进流104或已加热的烃残留物流112脱金属，以便将金属浓度降低40重量％至100重量％并且通常降低65重量％至95重量％，以产生离开第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130中的一者、一些或全部的脱金属烃残留物流。脱金属烃残留物流的金属含量可小于50wppm或介于1wppm和约25wppm之间。第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130还可使烃残留物流脱硫和脱氮。在一个示例性实施方案中，第一阶段加氢处理单元101可使存在于烃残留物流中的50重量％至80重量％的硫脱硫。相对于进料至反应器的残留物进料流，金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流可离开第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130。
第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130中每个脱金属反应器的反应条件可包括66℃(151°F)至426℃(800°F)的温度，或316℃(600°F)至418℃(785°F)，或343℃(650°F)至399℃(750°F)；2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)的压力，或13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；0.1hr-1至5hr-1的新鲜残留物进料的液时空速，或0.2hr-1至2hr-1；以及168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率，或674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。在第一阶段加氢处理单元101的给定反应条件下，当前方法未观察到可感知的沸点变化。管线112中的进料与管线122中的脱金属烃残留物流中的产物的沸点范围保持相同。在示例性实施方案中，通常管线112中的沸点高于523℃(975°F)的进料的不超过50％可转化成沸点等于或低于523℃(975°F)的产物。具体地，管线112中的沸点高于523℃(975°F)的进料的不超过40％并且合适地不超过约20％可转化成沸点等于或低于523℃(975°F)的产物。
管线132中的脱金属烃残留物流可离开第一阶段加氢处理单元101的第二脱金属反应器130或最后脱金属反应器。管线132中的脱金属烃残留物流可在第一阶段热分离器140中分离以提供管线142中的包含氢气的第一阶段塔顶蒸汽流和管线144中的第一阶段塔底液体流。管线132中的脱金属烃残留物流可通过与管线282中的第一阶段氢气流进行热交换来冷却，并且进入包括第一阶段热分离器140的第一阶段分离区段161。第一阶段分离区段161包括与包括第一阶段热分离器140的第一阶段加氢处理单元101下游连通的一个或多个分离器。管线132中的脱金属烃残留物流可在热交换器中冷却并传递至第一阶段热分离器140。因此，第二阶段热分离器140与第一脱金属反应器120和第二脱金属反应器130下游连通。
由于在第一阶段加氢处理单元101中发生了进料中的氮和硫反应的反应，因此形成了氨和硫化氢。第一阶段热分离器140将硫化氢和氨从第一热塔底管线144中的第一阶段塔底液体流移除到第一热塔顶管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流中，以提供在第二阶段加氢处理单元201中用于脱硫的增甜脱金属残留物流。
第一阶段热分离器140将脱金属烃残留物流132分离以在第一热塔顶管线142中提供含烃第一阶段塔顶蒸汽流并且在第一热塔底管线144中提供含烃第一阶段塔底液体流。管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流包含来自脱金属残留物流的大部分硫化氢。管线144中的第一阶段塔底液体流与管线132中的脱金属烃残留物流相比具有更小的硫化氢浓度。第二阶段氢气流可取自管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流。
第一阶段热分离器140可在约177℃(350°F)至371℃(700°F)的温度下操作，并且优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。第一阶段热分离器140可在比第二脱金属反应器130略低的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作。第一阶段热分离器140可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。第一热塔顶管线142中的含烃第一阶段塔顶蒸汽流的温度可以是第一阶段热分离器140的操作温度。
在进入第一冷分离器160之前，可通过与管线282中的第一阶段氢气流的热交换来冷却第一热塔顶管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流。第一冷分离器160可与第一热塔顶管线142下游连通。管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流可在冷分离器160中分离以在第一冷塔顶管线162中提供包括含氨和硫化氢的富氢气体流的第一冷蒸汽流并且在第一冷塔底管线164中提供第一冷液体流。第一冷分离器160用于将管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流中的富氢气体与烃液体分离以再循环至第二阶段加氢处理单元201。因此，第一冷分离器160与第一阶段热分离器140的第一热塔顶管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流下游连通。
第一冷分离器160可以在38℃(100°F)至66℃(150°F)、或46℃(115°F)至63℃(145°F)的温度下并且在恰好低于第一阶段加氢处理单元101的第二脱金属反应器130或最后脱金属反应器和第一阶段热分离器140的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液态烃处于塔底。第一冷分离器160可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。第一冷分离器160还可具有用于收集水相的储槽。水相可取自管线166中的储槽。第一冷塔底管线164中的第一冷液体流的温度可以是第一冷分离器160的操作温度。在一个实施方案中，在与第二冷塔底管线264中的第二冷液体流混合之后，第一冷塔底管线164中的第一冷液体流可被递送至冷闪蒸罐190。冷闪蒸罐190可与第一冷分离器160的第一冷塔底管线164下游连通。
第一冷塔顶管线162中的第一冷蒸汽流富含氢气。因此，可从管线162中的第一冷蒸汽流回收氢气。然而，管线162中的第一冷蒸汽流包含与管线132中的脱金属残留物流分离的大量硫化氢和氨。冷塔顶管线162中的第一冷蒸汽流可通过塔盘或填充的再循环洗涤塔170，其中冷气体流可被洗涤提取液(诸如通过管线171进料的水溶液)洗涤以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体萃取到水溶液中来除去该酸性气体。水溶液可包括贫胺，诸如链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。代替所列举的贫胺或除了所列举的贫胺之外，可使用其他胺。贫胺与管线162中的第一冷蒸汽流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。所得的“变温和的”第一冷蒸汽流在再循环洗涤器塔顶管线172中从再循环洗涤器塔170的塔顶出口取出，并且富胺在再循环洗涤器塔底管线179中在再循环洗涤器塔的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的洗涤液可再生并在管线171中再循环回到再循环洗涤塔170。经洗涤的富氢流经由再循环洗涤器塔顶管线172从洗涤器排出。经洗涤的富氢流的一部分可在再循环管线174中再循环并添加到补充管线212中的补充氢气流中，以用于将第二氢气管线214中的第二阶段氢气流供应到第二阶段加氢处理单元201。因此，第二氢气管线214中的第二阶段氢气流可取自第一热塔顶管线142中的第一阶段塔顶蒸汽流和第一冷塔顶管线162中的第一冷蒸汽流。再循环洗涤器塔顶管线172中的经洗涤的富氢流的一部分可在管线178中被吹扫。再循环洗涤器塔顶管线176中的富氢流的另一个部分可被转发到氢气回收单元180。再循环洗涤塔170可以介于38℃(100°F)和66℃(150°F)之间的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力下操作。
在第一热塔底管线144中运输的第一阶段塔底液体流中，脱金属第一阶段塔底液体流离开第一阶段加氢处理单元101和第一阶段分离区段161，其中金属、硫和氮的浓度相对于管线102中的烃残留物流降低。
第一热塔底管线144中的第一阶段塔底液体流可分成管线146中的第一液体流和管线148中的包含低硫燃料油的第二液体流。低硫燃料油产物可与管线148中的第二液体流分离。在一个实施方案中，管线148中的第二液体流可传递至闪蒸罐150。在闪蒸罐150中，低硫燃料油产物可与管线148中的第二液体流分离。低硫燃料油产物流取自塔底管线154中的闪蒸罐的底部，并且闪蒸塔顶流取自塔顶管线152中的闪蒸罐的顶部。在示例性实施方案中，管线154中的低硫燃料油产物流包含量为0.3重量％至1.5重量％的硫。在另一个示例性实施方案中，管线154中的低硫燃料油产物流包含量为0.4重量％至1.4重量％的硫。在又另一个示例性实施方案中，管线154中的低硫燃料油产物流包含量为0.05重量％至0.5重量％的硫。
根据本发明方法，与管线148中的第二液体流分离的低硫燃料油产物流154包含量为0.05重量％至1.5重量％的硫。低硫燃料油产物流154可被认为是低硫燃料油产物以用作满足MARPOL公约的硫法规的燃料油。在另一个实施方案中，管线148中的第二液体流可作为低硫燃料油产物流直接发送，或者作为燃料油池的主要组分或作为最终共混物的一部分。
管线202中的补充氢气流可被传递到压缩机以在管线212中提供压缩补充氢气流。管线174中的富氢再循环流可与管线212中的补充氢气流混合以在第二氢气管线214中提供第二阶段氢气流。可在火焰加热器220中加热管线214中的第二阶段氢气流。管线222中的已加热的第二阶段氢气流可与管线146中的脱金属第一液体流混合并且进料至第二阶段加氢处理单元201。
管线146中的第一液体流在进入第二阶段加氢处理单元201之前处于升高的温度下并且可不需要进一步加热。在一个实施方案中，第二阶段加氢处理单元201包括第一脱硫反应器230和第二脱硫反应器240，该第二脱硫反应器可包含加氢脱硫(HDS)催化剂。可使用更多或更少的脱硫反应器。HDS催化剂可包含在γ氧化铝载体上的将有机硫转化成硫化氢的镍或钴和钼。HDS催化剂可具有单形或单峰分布的中孔孔径，其中催化剂颗粒上至少50％的孔在10nm至50nm的范围内。而且，可用于第二阶段加氢处理单元201的合适的催化剂不包括旨在用于沸点降低的具有增强酸度的化合物。
第一脱硫反应器230和第二脱硫反应器240可与来自第一脱硫反应器230的管线232中的流出物流串联操作，该流出物流阶段联进入到第二脱硫反应器240的入口中。第一脱硫反应器230和第二脱硫反应器240使管线146中的第一液体流中存在的脱金属残留物进料脱硫以将管线146中的第一液体流的硫浓度降低40重量％至100重量％并且通常降低65重量％至95重量％，从而在离开第二脱硫反应器240的管线242中产生脱硫烃残留物流。而且，与第一阶段加氢处理单元101相比，第二阶段加氢处理单元201由于气体清洁而处于更甜的气体环境。在附图中，第二阶段加氢处理单元201包括两个脱硫反应器230和240，每个脱硫反应器包括单个HDM催化剂床。在示例性实施方案中，脱硫反应器230和240各自包括HDM催化剂的固定床。
第一脱硫反应器230和第二脱硫反应器240可在以下条件下操作：66℃(151°F)至426℃(800°F)的温度，合适地316℃(600°F)至418℃(785°F)，并且优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)；2.1MPa(表压)(300psig)至27.6MPa(表压)(4000psig)的压力，优选地13.8MPa(表压)(2000psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)；0.1hr-1至5hr-1的新鲜残留物进料的液时空速，优选地0.2hr-1至2hr-1；以及168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,680Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气速率，优选地674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)。在第二阶段加氢处理单元201的给定反应条件下，当前方法未观察到任何沸点变化。管线112或管线224中的进料与管线242中的脱硫烃残留物流中的产物的沸点范围保持相同。在一个示例性实施方案中，管线112或管线224中的沸点高于524℃(975°F)的进料的不超过5％可转化成沸点等于或低于524℃(975°F)的产物。
脱硫烃残留物流可在脱硫流出物管线242中离开第二脱硫反应器240，通过与管线282中的第一阶段氢气流(未示出)进行热交换来冷却，并且进入包括第二阶段热分离器250的第二阶段分离区段261。第二阶段分离区段261包括与包括第二阶段热分离器250的第二阶段加氢处理单元201下游连通的一个或多个分离器。管线242中的脱硫烃残留物流将相对冷却的脱硫流出物流递送至第二阶段热分离器250。因此，第二阶段热分离器250与第一脱硫反应器230和第二脱硫反应器240下游连通。
根据本公开，第一阶段加氢处理单元101和第二阶段加氢处理单元201的操作条件不同于氢化裂解工艺的典型操作条件，其目标是残留物油进料中存在的沸点为524℃(975°F)或更高的材料的至少50％转化。具体地，第一阶段加氢处理单元101和第二阶段加氢处理单元201的温度低于氢化裂解方法的典型操作温度。
第二阶段热分离器250将管线242中的脱硫烃残留物流分离以在第二热塔顶管线252中提供含烃第二阶段蒸汽流并且在第二热塔底管线254中提供含烃第二阶段液体流。第二阶段热分离器250可以在177℃(350°F)至371℃(700°F)或232℃(450°F)至315℃(600°F)的温度下操作。第二阶段热分离器250可在比第二脱硫反应器240略低的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作。第二阶段热分离器250可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。第二热塔顶管线252中的第二阶段蒸汽流的温度可以是第二阶段热分离器250的操作温度。第二热塔底管线254中的第二阶段液体流可进料至热闪蒸罐270以在管线272中提供热闪蒸蒸汽流并且在管线274中提供热闪蒸液体流。
在进入第二冷分离器260之前，可通过热交换来冷却第二热塔顶管线252中的第二阶段蒸汽流。第二冷分离器260与第二阶段热分离器250的第二热塔顶管线252下游连通。
管线252中的第二阶段蒸汽流可在第二冷分离器260中分离以在管线262中提供第二冷蒸汽流并且在第二冷塔底管线264中提供第二冷液体流。管线262中的第二冷蒸汽流可作为第一阶段氢气流再循环至第一阶段加氢处理单元101。第二阶段冷分离器260用于将管线252中的第二阶段蒸汽流中的富氢气体与烃液体分离成第二冷蒸汽流，以再循环至第二冷塔顶管线262中的第一阶段加氢处理单元101。管线262中的富氢的第二冷蒸汽流可在压缩机280中压缩，然后将其作为第一氢气管线282中的第一阶段氢气流再循环。因此，第一氢气管线282中的第一阶段氢气流可取自第二热塔顶管线252中的第二阶段蒸汽流和第二冷塔顶管线262中的第二冷蒸汽流。
第二热塔底管线254中的第二阶段液体流可发生压降并在热闪蒸罐270中闪蒸以在管线272中的热闪蒸塔顶流中提供轻质热闪蒸蒸汽流并且在热闪蒸塔底管线274中提供热闪蒸液体流。热闪蒸罐270可与第二热塔底管线254直接下游连通并且与第二阶段加氢处理单元201下游连通。管线274中的热闪蒸液体流可分成管线276中的第一闪蒸液体流和管线278中的第二闪蒸液体流。
热闪蒸罐270可在与第二热分离器250相同的温度但是在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间的较低压力(或不超过3.8MPa(表压)(550psig))下操作。在热闪蒸塔底管线274中的热闪蒸液体流可以具有热闪蒸罐270的操作温度的温度。
管线242中的脱硫烃残留物流从第二阶段加氢处理单元201产生，该第二阶段加氢处理单元采用具有单峰或单峰分布的中孔孔径的HDS催化剂，该HDS催化剂具有较高的氢化活性。因此，管线242的第二阶段产物中的脱硫烃残留物流是高度脱硫的。另外，管线242中的脱硫烃残留物流在可存在于管线242中的烃残留物流中的氮、金属、Conradson碳残留物和沥青质含量方面是高度精炼的。在管线242中的脱硫烃残留物流的分离的下游获得的管线274中的热闪蒸液体流也在流的氮、金属、Conradson碳残留物和沥青质含量方面是高度脱硫以及高度清洁的。在一个实施方案中，管线274中的热闪蒸液体流可包含量为0.1重量％至0.4重量％的硫。来自2020年1月1日的最新MARPOL法规已经减少了可存在于燃料油中的硫的量。新MARPOL法规将燃料油中存在的硫限制为0.50％m/m。为了满足存在于低硫燃料油产物流中的硫的量的期望极限，可从高度脱硫且清洁的热闪蒸液体流274中分出调整流，并且将其与管线148中的第二液体流混合以回收具有期望量的硫的低硫燃料油产物流。而且，热闪蒸液体流274的剩余部分可在下游处理以产生其他期望产物。根据一个实施方案，管线276中的第一闪蒸液体流可与热闪蒸液体流274分开。管线276中的第一闪蒸液体流可与管线154中的低硫燃料油产物流共混以在管线156中提供最终低硫燃料油产物流。在示例性实施方案中，管线156中的最终低硫燃料油产物流包含量为0.05重量％至0.5重量％的硫。申请人已发现，将管线276中的第一闪蒸液体流与管线154中的低硫燃料油产物流混合可减小第一阶段加氢处理单元101中所需的HDM催化剂体积并且因此减小第一阶段加氢处理单元101的尺寸。因为管线276中的第一闪蒸液体流得自脱硫流出物管线242，其由于HDS催化剂的第二阶段加氢处理单元201中的脱硫而被高度脱硫。因此，可相对减小HDM催化剂的催化剂体积以使第一阶段加氢处理单元101中的烃残留物流脱金属和脱硫。
在另一个示例性实施方案中，管线156中的最终低硫燃料油产物流包含量为0.1重量％至0.5重量％的硫。在又一个示例性实施方案中，管线156中的最终低硫燃料油产物流包含量为0.2重量％至0.5重量％的硫。在又另一个示例性实施方案中，管线156中的最终低硫燃料油产物流包含量为0.3重量％至0.5重量％的硫。管线156中的最终低硫燃料油产物流可传递到燃料油池。
包含管线274中的热闪蒸液体流的一部分的管线278中的第二闪蒸液体流在流的氮、金属、Conradso碳残留物和沥青质含量方面是高度脱硫和清洁的。因此，当前方法可产生最少两个液体产物流：低硫燃料产物流154和另一个高度脱硫且精炼的流278，其与可在下游进一步处理以产生其他期望的脱硫和脱金属产物的低硫燃料产物流相比具有较低硫浓度。因此，管线278中的第二闪蒸液体流可被分离并进一步处理以产生其它产物，例如，用于汽油和石化产品生产。在一个实施方案中，管线278中的第二闪蒸液体流可被传递至流体催化裂化(FCC)工艺。当前方法还提供灵活的产品目标。为了提供满足针对硫量的MARPOL法规的低硫燃料，与管线274中的热闪蒸液体流分离的合适量的高度脱硫的第一闪蒸液体流276可与低硫燃料油产物流154混合。
第二阶段冷分离器260可在38℃(100°F)至66℃(150°F)、或46℃(115°F)至63℃(145°F)并且低于第二脱硫反应器240和第二阶段热分离器250的压力(考虑到通过居间设备的压降)下操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液态烃处于塔底。第二阶段冷分离器250可在介于3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。第二阶段冷分离器250还可具有用于收集管线266中的水相的储槽。第二冷塔底管线264中的第二冷液体流的温度可以是冷分离器260的操作温度。第二冷塔底管线264中的第二冷液体流可被递送至冷闪蒸罐190，并且在冷闪蒸罐190中与第一冷塔底管线164中的第一冷液体流一起分离。在一个实施方案中，第二冷液体塔底管线264中的第二冷液体流可与第一冷塔底管线164中的第一冷液体流混合以在管线168中提供组合的冷液体流。管线168中的组合的冷液体流可在冷闪蒸罐190中分离。
在一个实施方案中，可将第二冷塔底管线264中的第二冷液体流送至分馏。在另一个实施方案中，管线264中的第二冷液体流可发生压降并且在冷闪蒸罐190中闪蒸以将燃料气体与第二冷塔底管线264中的第二冷液体流分离并且在冷闪蒸塔底管线194中提供冷闪蒸液体流。冷闪蒸罐190可与冷分离器260的第二冷塔底管线264直接下游连通。在示例性实施方案中，冷闪蒸罐190可分离第一冷塔底管线164中的第一冷液体流以在冷闪蒸塔顶管线192中提供燃料气体流并且在冷闪蒸塔底管线194中提供冷闪蒸液体流。第二冷塔底管线264中的第二冷液体流和第一冷塔底管线164中的第一冷液体流可在冷闪蒸罐190中一起分离闪蒸分离。可将冷闪蒸塔底管线194中的冷闪蒸液体流送至产物分馏，然后可进行汽提，以从包括脱硫残留物流的产物流中除去硫化氢。如图所示，汽提塔310和分馏塔320可与冷闪蒸罐190和冷闪蒸塔底管线194下游连通。在另一个示例性实施方案中，第一冷塔底管线164中的第一冷液体流和第二冷塔底管线264中的第二冷液体流可在分馏塔320中分馏以在管线326中提供塔底流。冷闪蒸塔底管线194中的冷闪蒸液体流可被传递至汽提器塔310。合适的汽提介质也可在管线302中传递至汽提塔310。在一个示例性实施方案中，汽提介质可以是流。管线312中的汽提冷闪蒸液体流在经由汽提塔310的塔顶接收器通过之后，可组合地或单独地在管线316和318中传递至分馏塔320。可将管线317中的回流传递至汽提塔310。汽提冷闪蒸液体流可在分馏塔320中分馏以在管线322中提供塔顶流。管线322中的塔顶流可被传递至塔顶接收器330，其中塔顶流322可被分离成管线332中的接收器塔顶蒸汽流和管线336中的接收器塔底液体流。可将管线334中的回流传递至分馏塔320。来自汽提塔310的管线314中的塔底流可与来自分馏塔320的管线324中的塔底流组合以在管线326中提供组合塔底流。在示例性实施方案中，管线326中的塔底流可包含量为0.01重量％至0.25重量％的硫。管线326中的组合塔底流可在下游加氢处理单元(未示出)中被加氢处理。加氢处理的塔底流可被进一步处理以产生其他产物。在一个示例性实施方案中，加氢处理的塔底流可被传递至流体裂化工艺(FCC)。在另一个示例性实施方案中，管线326中的塔底流的一部分可与管线154中的低硫燃料油产物流混合。
冷闪蒸罐190可在与第二冷分离器260相同的温度、但通常在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间、或介于3.0MPa(表压)(435psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可在管线196从冷闪蒸罐190的储槽中除去闪蒸的含水流。冷闪蒸塔底管线194中的冷闪蒸液体流的温度可与冷闪蒸罐190的操作温度相同。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本公开的第一实施方案是一种用于加氢处理烃残留物流的方法，所述方法包括：在第一氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流；在热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的塔顶蒸汽流和塔底液体流；将所述塔底液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流；回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流；以及在第二氢气流的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供脱硫烃残留物流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流包括分离所述第二液体流以提供闪蒸塔顶流和所述低硫燃料油产物流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述低硫燃料油产物流包含量为0.3重量％至1.5重量％的硫。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括分离所述脱硫烃残留物流以提供蒸汽流和液体流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括分离所述液体流以提供热闪蒸蒸汽流和热闪蒸液体流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述热闪蒸液体流分成第一闪蒸液体流和第二闪蒸液体流；以及将所述第一闪蒸液体流与所述第二液体流混合以产生包含0.05重量％至0.5重量％的硫的所述低硫燃料油产物流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在第二冷分离器中分离所述蒸汽流以提供第二冷蒸汽流和第二冷液体流，并且从所述第二冷蒸汽流中获取所述第一氢气流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将整个所述第二冷蒸汽流作为所述第一氢气流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在第一冷分离器中分离所述塔顶蒸汽流以提供第一冷蒸汽流和第一冷液体流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述第一冷蒸汽流分离成吹扫流和再循环流；以及将所述再循环流作为所述第二氢气流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述第一冷液体流和所述第二冷液体流分离以提供燃料气体流和冷闪蒸液体流，以及使所述冷闪蒸液体流承受流体催化裂化。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在分馏塔中对所述冷闪蒸液体流进行分馏以提供塔底流；以及将所述塔底流与所述低硫燃料油产物流混合。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括向燃料油池添加所述第二液体流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括以下中的至少一者：感测用于最大化氢气回收的集成方法的至少一个参数以及根据所述感测生成信号或数据；生成并且传输信号；或者生成并且传输数据。
本公开的第二实施方案是一种用于加氢处理烃残留物流的方法，所述方法包括：将第一氢气流添加到所述烃残留物流；在所述第一氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流；在第一阶段热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的第一阶段蒸汽流和第一阶段液体流；将所述第一阶段液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流；回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流；在第二氢气流的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供脱硫烃残留物流；在第二阶段热分离器中分离所述脱硫烃残留物流以提供第二阶段蒸汽流和第二阶段液体流；以及将所述第二阶段液体流的至少一部分与所述低硫燃料油产物流混合。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流包括分离所述第二液体流以提供闪蒸塔顶流和所述低硫燃料油产物流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述低硫燃料油产物流包含0.3重量％至1.5重量％的硫。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括分离所述第二阶段液体流以提供闪蒸蒸汽流和闪蒸液体流；将所述闪蒸液体流分成第一闪蒸液体流和第二闪蒸液体流；以及将所述第一闪蒸液体流与所述第二液体流混合以产生包含0.05重量％至0.5重量％的硫的所述低硫燃料油产物流。
本公开的第三实施方案是一种用于加氢处理烃残留物流的方法，所述方法包括：将第一氢气流添加到烃残留物流；在所述第一氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流；在第一阶段热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的第一阶段蒸汽流和第一阶段液体流；将所述第一阶段液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流；回收所述第二液体流作为包含0.3重量％至1.5重量％的硫的低硫燃料油产物流；以及在第二氢气流的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述液体流以提供脱硫烃残留物流。本公开的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在第二阶段热分离器中分离所述脱硫烃残留物流以提供第二阶段蒸汽流和第二阶段液体流；以及将所述第二阶段液体流的至少一部分与所述第二液体流混合以产生包含0.05重量％至0.5重量％的硫的所述低硫燃料油产物流。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员可通过使用前面的描述最大程度利用本公开并且可以容易地确定本公开的基本特征而不脱离本发明的实质和范围，并且可做出本公开的各种变化和修改，并使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于加氢处理烃残留物流的方法，所述方法包括：
a)在第一氢气流的存在下，通过脱金属催化剂加氢处理所述烃残留物流以使所述烃残留物流脱金属以提供金属和硫浓度降低的脱金属烃残留物流；
b)在热分离器中分离所述脱金属烃残留物流以提供包含氢气的塔顶蒸汽流和塔底液体流；
c)将所述塔底液体流分成第一液体流和包含低硫燃料油的第二液体流；
d)回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流；以及
e)在第二氢气流的存在下，通过脱硫催化剂加氢处理所述第一液体流以提供脱硫烃残留物流。
2.根据权利要求1所述的方法，其中回收所述第二液体流作为低硫燃料油产物流包括分离所述第二液体流以提供闪蒸塔顶流和所述低硫燃料油产物流。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述低硫燃料油产物流包含量为0.3重量％至1.5重量％的硫。
4.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括分离所述脱硫烃残留物流以提供蒸汽流和液体流。
5.根据权利要求4所述的方法，所述方法还包括分离所述液体流以提供热闪蒸蒸汽流和热闪蒸液体流。
6.根据权利要求5所述的方法，所述方法还包括：
将所述热闪蒸液体流分成第一闪蒸液体流和第二闪蒸液体流；以及
将所述第一闪蒸液体流与所述第二液体流混合以产生包含0.05重量％至0.5重量％的硫的所述低硫燃料油产物流。
7.根据权利要求4所述的方法，所述方法还包括在第二冷分离器中分离所述蒸汽流以提供第二冷蒸汽流和第二冷液体流，并且从所述第二冷蒸汽流中获取所述第一氢气流。
8.根据权利要求7所述的方法，其中将整个所述第二冷蒸汽流作为所述第一氢气流。
9.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括在第一冷分离器中分离所述塔顶蒸汽流以提供第一冷蒸汽流和第一冷液体流。
10.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括将所述第一冷蒸汽流分离成吹扫流和再循环流；以及
将所述再循环流作为所述第二氢气流。
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