KR20190082994A - 다단 잔유(resid) 수소첨가분해 - Google Patents

다단 잔유(resid) 수소첨가분해 Download PDF

Info

Publication number
KR20190082994A
KR20190082994A KR1020197019132A KR20197019132A KR20190082994A KR 20190082994 A KR20190082994 A KR 20190082994A KR 1020197019132 A KR1020197019132 A KR 1020197019132A KR 20197019132 A KR20197019132 A KR 20197019132A KR 20190082994 A KR20190082994 A KR 20190082994A
Authority
KR
South Korea
Prior art keywords
reactor
fraction
distillate
hydrocarbon
boiling
Prior art date
Application number
KR1020197019132A
Other languages
English (en)
Other versions
KR102327288B1 (ko
Inventor
우잘 케이. 무케르지
마빈 아이. 그린
마리오 시. 발다사리
Original Assignee
루머스 테크놀로지 엘엘씨
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 루머스 테크놀로지 엘엘씨 filed Critical 루머스 테크놀로지 엘엘씨
Publication of KR20190082994A publication Critical patent/KR20190082994A/ko
Application granted granted Critical
Publication of KR102327288B1 publication Critical patent/KR102327288B1/ko

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/12—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including cracking steps and other hydrotreatment steps
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/28—Evaporating with vapour compression
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/009—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping in combination with chemical reactions
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/10—Vacuum distillation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C10G21/003—Solvent de-asphalting
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/14—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles
    • C10G45/20—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/72—Controlling or regulating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C10G67/0454—Solvent desasphalting
    • C10G67/049—The hydrotreatment being a hydrocracking
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/205—Metal content
    • C10G2300/206—Asphaltenes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
    • C10G2300/301—Boiling range
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/16—Residues

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

잔유 탄화수소 공급물의 고도화를 위한 공정 및 시스템이 개시된다. 상기 공정 시스템은, 최대 전화율 및 최대 품질의 용출액의 서로 다른 두개의 작동 모드에서 작동될 수 있다. 상기 공정 시스템은 상기 서로 다른 작동 모드 간에 가역적으로 전환될 수 있다. 상기 시스템은 상기 시스템의 작동 중단 또는 생산 손실 없이도 상기 두개의 모드 간의 가역적으로 전환할 수 있는 기능이 있다.

Description

다단 잔유(resid) 수소첨가분해
본 명세서에 개시된 구현예들은 일반적으로 석유 공급 원료를 고도화(upgrading)하기 위한 공정에 관한 것이다. 일 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 잔유(resid)를 수소첨가분해(hydrocracking) 및 탈아스팔트(deasphalting)하기 위한 공정에 관한 것이다. 또 다른 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 잔유를 고도화하고, 복수의 수소첨가분해 단계를 포함하는 잔유 유동 접촉 분해(residual fluid catalytic cracking, RFCC) 유닛으로의 공급물을 제조하기 위한 통합된 공정에 관한 것이다.
탄화수소 화합물은 많은 목적에 유용하다. 특히, 탄화수소 화합물은 그 중에서도, 연료, 용매, 탈지제, 세정제 및 고분자 전구체로써 유용하다. 탄화수소 화합물의 가장 중요한 원료는 석유 원유이다. 원유(crude oil)를 분리된 탄화수소 화합물 분획으로 정제하는 것은 잘 알려진 공정 기술이다.
원유는 그들의 조성 그리고 물리적 특성 및 화학적 특성이 광범위하다. 중질 원유(heavy crudes)는 상대적으로 높은 점도, 낮은 API 비중(API gravity) 및 (즉, 전형적으로 약 260 ℃(500 ℉) 내지 약 600 ℃(1,112 ℉) 범위의 표준 비등점(normal boiling point)을 가지는) 고비점 성분(high boiling components)의 높은 비율을 특징으로 한다.
정제된 석유 제품은 일반적으로 더 높은 분자 기준의 평균 수소 대 탄소 비율을 가진다. 그러므로, 석유 정제 탄화수소 분획(petroleum refinery hydrocarbon fraction)의 고도화는 일반적으로 다음 두개 범주 중 하나로 분류된다: 수소 첨가 및 탄소 제거. 수소 첨가는 수소첨가분해 및 수소화처리(hydrotreating)와 같은 공정에 의하여 수행된다. 탄소 제거 공정은 전형적으로 제거된(rejected) 고탄소 물질의 스트림을 생성하고, 이는 액체 또는 고체; 예를 들어 코크스 퇴적물(coke deposits)일 수 있다.
고비점 물질의 고도화를 위한 종래의 시도는 많은 방법으로 수행될 수 있는 감압 잔유(vacuum residua)의 전환을 포함한다. 이들 종래의 방법에 있어서, 원유는 상압 증류탑(atmospheric distillation tower)에서 증류되어, 직류 증류액(straight run distillates) 및 상압 잔유(atmospheric resid, AR)를 발생시키고, 이는 상압 잔유 탈황(atmospheric resid desulfurization, ARDS) 유닛 내에서 처리될 수 있다. 370+ ℃의 탑저 분획은 잔유 유동 접촉 분해(resid fluid catalytic cracking, RFCC) 유닛에서 고도화되어, 증류액 연료 제품(distillate fuel products)을 생성할 수 있다.
다른 종래의 방법에 있어서, 원유는 상압 증류탑에서 증류되어, 직류 증류액 및 상압 잔유(AR)를 발생시킬 수 있으며, 이는 감압 증류 유닛(vacuum distillation unit)에서 추가로 증류되어 감압 가스 오일(vacuum gas oil, VGO) 및 감압 잔유(vacuum resid, VR) 스트림을 생성할 수 있다. 상기 VR은 감압 잔유 탈황(vacuum resid desulfurization, VRDS) 유닛으로 공급될 수 있다. VRDS 유닛은 고정층 수소화처리 유닛(fixed bed hydrotreating unit)이고, 여기서 촉매는 특정 간격, 전형적으로 9 내지 12 개월 이후 변경(changeout)이 요구된다. 상기 VGO는 FCC 전처리 장치(FCC pre-treater)로 공급되어, 황과 질소가 감소될 수 있다. 상기 FCC 전처리 장치 유출물 및 상기 VRDS 370+ ℃ 유닛 유출물은 결합되고 RFCC 유닛에 공급되어, 증류액 연료(distillate fuel)를 생성할 수 있다.
또 다른 종래의 방법에 있어서, 원유는 상압 증류탑에서 증류되어, 직류 증류액 및 상압 잔유(AR)를 발생시킬 수 있고, 이는 감압 증류 유닛에서 추가로 증류되어 감압 가스 오일(VGO) 및 감압 잔유(AR) 스트림을 생성할 수 있다. 상기 VGO는 FCC 전처리 장치로 공급되어, 황과 질소가 감소될 수 있다. 상기 VR은 고정층 수소화처리 장치/수소첨가분해 장치 유닛(fixed-bed hydrotreater/hydrocracker unit)과 통합된 잔유 고도화 유닛(residue upgrading unit)에 공급되어, 증류액 연료 제품 및 부산물 피치 스트림(byproduct pitch stream)을 생성할 수 있다.
종래의 수소첨가분해 공정은, 전형적으로 중질 원유 내 존재하는 잔유와 같은 고비점 물질(higher boiling materials)을 보다 가치있는 저비점 물질(lower boiling materials)로 전환하는 것에 의한 고도화를 위하여 사용될 수 있다. 예를 들어, 수소첨가분해 반응기로의 잔유 공급물의 적어도 일부는 수소첨가분해 반응 생성물로 전환될 수 있다. 미반응된 잔유는 상기 수소첨가분해 공정으로부터 회수될 수 있고, 전체 잔유 전화율(overall residue conversion)의 증가를 위하여 제거되거나 상기 수소첨가분해 반응기로 되돌려져 재순환될 수 있다.
수소첨가분해 반응기 내의 잔유 전화율은, 공급 원료 조성물; 사용되는 반응기의 유형; 온도 및 총 압력 조건을 포함하는 반응 심도(reaction severity); 반응기 공간 속도(reactor space velocity); 수소 분압 및 촉매 유형 및 성능을 포함하는 다양한 요인에 의존할 수 있다. 특히, 상기 반응 심도(reaction severity)는 상기 전화율의 상승을 위하여 이용될 수 있다. 그러나, 상기 반응 심도(reaction severity)가 증가함에 따라, 상기 수소첨가분해 반응기 내부에서 부반응이 일어나, 2차 액상을 형성할 수 있는 부산물에 더하여, 코크스 전구체(coke precursors), 침전물(sediments), 및 다른 퇴적물(deposits) 형태의 다양한 부산물을 생성할 수 있다. 이와 같은 침전물(sediments)의 과도한 형성은 후속 공정을 방해할 수 있고, 피독(poisoning), 코킹(coking) 및 파울링(fouling)에 의해 상기 수소첨가분해 촉매를 비활성화시킬 수 있다. 상기 수소첨가분해 촉매의 비활성화는 상기 잔유 전화율을 심각하게 감소시킬 수 있을 뿐만 아니라, 촉매 사용량의 증가를 야기하여 값비싼 촉매의 보다 빈번한 교체가 필요할 수 있다. 2차 액상의 형성은 상기 수소첨가분해 촉매를 비활성시킬 뿐만 아니라, 상기 촉매층(catalyst bed)의 비유동화(defluidization)를 유도하여, 최대 전화율을 제한한다. 이는 상기 촉매층 내 "고온 영역(hot zones)"의 형성을 유도하여 코크스의 형성을 가중(exacerbate)시키고, 이는 상기 수소첨가분해 촉매를 보다 비활성화시킨다.
상기 수소첨가분해 반응기 내부의 침전물 형성(sediment formation)은 또한 상기 공급 원료 품질에 강한 영향을 미친다. 예를 들어, 상기 수소첨가분해 반응기 시스템으로의 잔유 공급물 내 존재할 수 있는 아스팔텐(asphaltenes)은, 가혹한 작동 조건에서 처리될 때 침전물(sediments)을 형성하는 경향이 특히 크다. 그러므로, 전화율의 증가를 위해 잔유로부터 아스팔텐을 분리하는 것이 바람직할 수 있다.
중질 탄화수소 잔유 공급물(heavy hydrocarbon residue feed)로부터 이와 같은 아스팔텐을 제거하기 위해 이용될 수 있는 공정의 한 유형은 용매 탈아스팔트(solvent deasphalting)이다. 예를 들어, 전형적으로 용매 탈아스팔트는 용매에 대한 상대적인 친화도를 기초로, 가벼운 탄화수소 및 아스팔텐을 포함하는 무거운 탄화수소를 물리적으로 분리하는 단계를 포함한다. C3 내지 C7 탄화수소와 같은 가벼운 용매는, 통상적으로 탈아스팔트 오일로 불리는 상기 가벼운 탄화수소를 용해 또는 현탁시키기 위하여 사용되어, 아스팔텐이 침전되도록 할 수 있다. 그리고 나서, 2개의 상은 분리되고, 용매는 회수된다.
잔유로부터 아스팔텐을 제거하기 위하여, 용매 탈아스팔트와 수소첨가분해를 통합하기 위한 다양한 방법을 이용할 수 있다. 특히, 용매 탈아스팔트 시스템(solvent deasphalting system)에서 잔유 공급물을 접촉시켜, 탈아스팔트 오일로부터 아스팔텐을 분리하는 것은 알려져 있다. 그리고 나서, 탈아스팔트 오일 및 아스팔텐은 별도의 수소첨가분해 반응기 시스템에서 각각 반응된다.
탈아스팔트 오일 및 아스팔텐 모두가 별도로 수소첨가분해되기 때문에, 이와 같은 공정을 이용하여 보통의 총 잔유 전화율(약 65 % 내지 70 %)은 달성될 수 있다. 그러나, 아스팔텐의 수소첨가분해는 높은 심도/높은 전화율(high severity/high conversion)에서 이루어지고, 전술한 바와 같은 특별한 어려움(challenges)이 나타날 수 있다. 예를 들어, 전화율을 높이기 위하여 높은 심도(high severity)에서 아스팔텐 수소첨가분해장치(asphaltenes hydrocracker)를 작동시키는 것은 침전물(sediment) 형성 속도가 상승할 뿐 아니라, 촉매 교체 속도가 상승하는 원인이 될 수 있다. 반대로, 낮은 심도(low severity)에서 아스팔텐 수소첨가분해장치를 작동시키는 것은 침전물(sediment) 형성을 억제할 것이나, 아스팔텐의 회당 전화율(per-pass conversion)이 낮아질 것이다. 보다 높은 총 잔유 전화율의 달성을 위하여, 이와 같은 공정은 통상적으로 하나 이상의 수소첨가분해 반응기로 되돌리는 미반응 잔유의 높은 재순환율(recycle rate)을 요구한다. 이와 같은 다량(high-volume)의 재순환은 수소첨가분해 반응기 및/또는 업스트림 용매 탈아스팔트 시스템의 크기를 상당히 증가시킬 수 있다.
석유 정제 시설은 다수의 공정 단계를 이용하여, 가솔린(gasoline), 제트유(jet), 디젤(diesel) 및 시장의 요구에 부합하는 증류액 연료 오일(distillate fuel oils)의 증류액 연료 제품(distillate fuel products)을 제조한다. 최근에, 가솔린 대 디젤에 대한 상기 제품의 수요는 극적인 변화를 겪어오고 있으며, 가솔린 수요는 디젤 수요에 비하여 상대적으로 증가하고 있다. 종래의 VR 수소첨가분해 시스템은 일반적으로 중간 증류액(middle distillate), 특히 디젤의 생산을 최대화한다. 그러므로, 비등층 잔유 수소첨가분해 장치(ebullated-bed resid hydrocrackers)를 운영하는 정제업자(refiners)는 디젤 생산을 최대화하는 최대 전화율 모드에서의 작동으로부터, 다운스트림 RFCC 유닛에서 후속 처리되어 가솔린 제품을 제조하고 이를 최대화하는, 보다 높은 품질(즉, 낮은 S 및 낮은 N 함량), VGO 또는 VR 제품이 발생되는 모드로의 작동으로 쉽고 경제적으로 전환할 수 있는 유연성을 가질 필요가 있다. 가장 중요하게는, 이와 같이 함으로써 촉매 교환을 위한 작동 중단(shut down)에 따른 기간 동안의 제품 매출 손실을 겪지 않을 수 있다.
이에 따라, 높은 잔유 전화율을 달성하고, 총 장비 수를 감소시키며, 수소첨가분해 반응기 및/또는 용매 탈아스팔트 장치의 총 장비 사이즈를 감소시키고, 보다 낮은 빈도의 수소첨가분해 촉매의 교체를 요구하는, 개선된 유연성의 잔유 수소첨가분해 공정에 대한 필요성이 존재한다. 요구되는 것은 ARDS 및 VRDS와 같은 고정층 잔유 수소화처리 유닛(fixed bed residue hydrotreating unit)으로부터 생성되는 고품질의 용출액(effluent)을 취득하되, 높은 전화율 및 촉매 교체 없는 장기간의 연속 운행(run lengths)을 위한 잔유 수소첨가분해 공정 기능을 이용할 수 있는 공정이다. 상기 공정은 가역적 변환을 위한 기능 또한 가져야 한다.
일 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 잔유의 고도화를 위한 공정에 관한 것이다. 상기 공정은 수소 및 잔유 탄화수소(resid hydrocarbon)를 제1 수소첨가분해 촉매(hydrocracking catalyst)를 포함하는 제1 비등층(ebullated bed) 반응기로 공급하는 단계; 상기 잔유의 적어도 일부를 분해하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소첨가분해 촉매의 존재 하에 상기 잔유 및 수소를 접촉시키는 단계; 상기 제1 반응기로부터의 생성물을 제1 가스상 및 제1 액체상 생성물로 분리시키는 단계; 수소 및 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획(deasphalted oil hydrocarbon fraction) 및 감압 증류액 탄화수소 분획(vacuum distillate hydrocarbon fraction)을 수소화처리 촉매(hydrotreating catalyst)를 포함하는 제2 비등층 반응기로 공급하는 단계; 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획의 적어도 일부 및 상기 감압 증류액 탄화수소 분획을 수소화처리하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소화처리 촉매의 존재 하에 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획 및 수소를 접촉시키는 단계; 상기 제2 반응기로부터의 생성물을 제2 가스상 및 제2 액체상 생성물로 분리시키는 단계; 상기 제2 액체상 생성물을 제2 반응기 용출액(effluent) 및 잔유 유동 접촉 분해(residual fluid catalytic cracking, RFCC) 공급물로 분리시키는 단계; 적어도 하나의 증류액 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획, 및 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 형성하기 위하여, 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액을 분별하는 단계; 및 아스팔텐 분획 및 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획을 공급하기 위하여, 상기 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 용매 탈아스팔트 유닛(solvent deasphalting unit)으로 공급하는 단계;를 포함할 수 있다.
또 다른 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 시스템에서 잔유를 고도화하기 위한 공정에 관한 것이다. 상기 시스템은 제1 비등층 반응기(ebullated bed reactor); 제1 분리기(separator); 탈거탑(stripping tower); 분별증류 시스템(fractionation system); 및 용매 탈아스팔트 시스템(solvent deasphalting system);을 포함할 수 있다. 상기 공정은 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛을 위한 공급물을 제조하기 위하여 제1 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 단계, 및 상기 제1 비등층 반응기에서 잔유 전화율(resid conversion)을 최대화하기 위하여 제2 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 단계를 포함할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 모드는 제1 용출액을 형성하기 위하여, 수소화처리 촉매를 포함하는 상기 제1 비등층 반응기에서 탈아스팔트 오일 및 감압 증류액을 반응시키는 단계; 상기 제1 분리기에서 상기 제1 용출액을 제1 가스상 및 제1 액체상으로 분리시키는 단계; 탈거 장치 탑저(strippers bottom) 및 탈거 장치 탑정(stripper overhead)을 제조하기 위하여, 상기 탈거탑에서 상기 제1 액체상을 탈거하는 단계; 적어도 하나의 상압 증류액(atmospheric distillate) 및 상압 탑저(atmospheric bottoms)를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 탈거 장치 탑정을 분별하는 단계; 상기 감압 증류액 및 감압 탑저(vacuum bottoms)를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 상압 탑저를 분별하는 단계; 상기 탈아스팔트 오일을 제조하기 위하여, 상기 용매 탈아스팔트 시스템에서 상기 감압 탑저를 용매 탈아스팔트하는 단계; 및 공급물로서 상기 탈거 장치 탑저를 상기 RFCC 유닛으로 이송시키는 단계;를 포함할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 모드는 제2 용출액을 형성하기 위하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하는 상기 제1 비등층 반응기에서 상기 탈아스팔트 오일을 반응시키는 단계; 상기 제1 분리기에서 상기 제2 용출액을 제2 가스상 및 제2 액체상으로 분리시키는 단계; 적어도 하나의 상압 증류액 및 상압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 제2 액체상을 분별하는 단계; 상기 감압 증류액 및 상기 감압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 상압 탑저를 분별하는 단계; 및 상기 탈아스팔트 오일을 제조하기 위하여, 상기 감압 탑저를 용매 탈아스팔트하는 단계;를 포함할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 모드와 상기 제2 모드 간 상기 시스템을 전환시키는 단계는 수소첨가분해 촉매를 상기 제1 비등층 반응기로 추가하는 동시에, 상기 제1 비등층 반응기로부터 수소화처리 촉매를 제거하는 단계; 및 상기 적어도 하나의 상압 증류액 및 상기 상압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템 내의 제1 액체상을 분별하는 단계;를 포함할 수 있다.
다른 양태 및 장점은 후술하는 상세한 설명 및 첨부된 청구 범위로부터 명백해질 것이다.
도 1은 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 수소첨가분해 및 탈아스팔트 공정의 단순화된 흐름도이다.
도 2는 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 수소첨가분해 및 탈아스팔트 공정의 단순화된 흐름도이다.
도 3은 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 상기 도 2의 흐름도로부터 상기 도 1의 흐름도로 전환시키는 단계에 대한 단순화된 흐름도이다.
도 4는 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 상기 도 2의 흐름도로부터 상기 도 1의 흐름도로 전환시키는 단계에 대한 단순화된 흐름도이다.
도 5는 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 수소첨가분해 및 탈아스팔트 공정의 단순화된 흐름도이다.
본 명세서에 개시된 구현예들은 일반적으로 석유 공급 원료의 고도화를 위한 공정에 관한 것이다. 일 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 수소첨가분해 및 탈아스팔트 잔유(deasphalting resid)를 위한 공정에 관한 것이다. 또 다른 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예들은 가솔린 제조를 위한 RFCC 유닛 공급물을 최대화하기 위하여, 복수의 수소첨가분해 단계를 포함하는 잔유의 고도화를 위한 통합 공정에 관한 것이다.
본 명세서에 개시된 구현예에서 유용한 잔사 탄화수소(잔유) (residuum hydrocarbon(resid)) 공급 원료는 다양한 중질 원유(heavy crude) 및 정제 분획(refinery fractions)을 포함할 수 있다. 예를 들어, 다른 유사한 탄화수소 스트림 뿐만 아니라, 잔유 탄화수소 공급 원료(resid hydrocarbon feedstocks)는 신선한(fresh) 잔유 탄화수소 공급물, 석유 상압(atmospheric) 또는 감압(vacuum) 잔유(residue), 수소첨가분해된 상압탑 또는 감압탑 탑저, 직류 감압 가스 오일, 수소첨가분해된 감압 가스 오일, 유동 접촉 분해된(fluid catalytically cracked, FCC) 슬러리 오일 또는 순환 오일, 또는 이들의 조합, 이들 각각은 직류(straight run), 공정 유래(process derived), 수소첨가분해(hydrocracked), 부분 탈황(partially desulfurized) 및/또는 저-금속 스트림(low-metal streams)일 수 있다. 상기 잔유 공급 원료(resid feedstocks)는 다양한 불순물을 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 불순물은 아스팔텐, 금속, 유기 황, 유기 질소, 및 콘라드슨 탄소 잔유(Conradson carbon residue, CCR)이다. 상기 잔유의 초기 비등점은 전형적으로 약 260 ℃보다 높다. 일부 구현예에 있어서, 잔사 탄화수소 분획은 적어도 480 ℃, 적어도 524 ℃, 또는 적어도 565 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소를 포함할 수 있다. 상기 잔유의 최종 비등점은 약 340 ℃+; 약 370 ℃+; 약 400 ℃+; 약 425 ℃+; 약 450 ℃+; 약 480 ℃+; 약 510 ℃+; 약 540 ℃+; 약 565 ℃+; 약 590 ℃+; 또는 620 ℃+일 수 있다.
잔유 탄화수소 공급 원료를 더 가벼운 탄화수소로 전환하기 위한 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 공정은, 그 안에 함유된 임의의 아스팔텐을 포함하며, 먼저 상기 잔유 공급 원료를 수소첨가분해하는 단계를 포함한다. 아스팔텐을 포함하는 상기 전체 잔유 공급물은 제1 수소첨가분해 반응 단계(first hydrocracking reaction stage)에서 수소첨가분해 촉매를 통하여 수소와 반응하여, 상기 아스팔텐의 적어도 일부의 전환을 포함하며 상기 탄화수소의 적어도 일부를 더 가벼운 분자로 전환시킬 수 있다. 침전물(sediment) 형성을 완화하기 위하여, 상기 제1 단계 수소첨가분해 반응은 높은 침전물 형성 및 촉매 파울링을 피할 수 있는 온도 및 압력(즉, "온화한 심도(moderate severity)" 반응 조건)에서 수행될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 반응기 단계의 잔유 전화율(resid conversion)은 약 30 wt% 내지 약 80 wt% 범위일 수 있다.
그리고 나서, 상기 제1 단계로부터의 반응 생성물은 분리되어, 적어도 하나의 증류액 탄화수소 분획(distillate hydrocarbon fraction) 및 미반응된 잔유 공급물, 아스팔텐, 및 상기 잔유 공급 원료에 포함된 아스팔텐의 수소첨가분해로부터 야기된 임의의 잔유-비등 범위 생성물을 포함하는 잔유 분획(resid fraction)을 회수할 수 있다. 회수된 증류액 탄화수소 분획은 특히, 약 340 ℃ 미만의 표준 비등점을 가지는 탄화수소와 같은 상압 증류액(atmospheric distillates), 및 약 450 ℃ 내지 약 600 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소와 같은 감압 증류액(vacuum distillates)(VGO)을 포함할 수 있다.
그리고 나서, 상기 잔유 분획은 용매 탈아스팔트 유닛(solvent deasphalting unit)에서 분리되어, 탈아스팔트 오일 분획(deasphalted oil fraction)(DAO) 및 아스팔텐 분획으로 회수될 수 있다. 상기 용매 탈아스팔트 유닛은, 예를 들어 U.S. 특허 Nos. 4,239,616, 4,440,633, 4,354,922, 4,354,928, 4,536,283, 및 7,214,308 중 하나 이상에서 기술된 바와 같을 수 있고, 본 명세서에 개시된 구현예에 모순되지 않는 범위에서, 이들 각각은 참조로 본 명세서에 통합된다. 상기 용매 탈아스팔트 유닛에 있어서, 경질 탄화수소 용매(light hydrocarbon solvent)는 상기 잔유 분획의 소기의 성분(components)을 선택적으로 용해하고, 상기 아스팔텐을 배제하기 위하여 사용될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 경질 탄화수소 용매는 C3 내지 C7 탄화수소일 수 있고, 프로판, 부탄, 이소부탄, 펜탄, 이소펜탄, 헥산, 햅탄, 및 이들의 혼합물을 포함할 수 있다.
상기 탈아스팔트 오일 분획은 제2 수소첨가분해 반응 단계(second hydrocracking reaction stage)에서 수소첨가분해 촉매를 통하여 수소와 반응하여, 상기 탄화수소의 적어도 일부를 더 가벼운 분자로 전환시킬 수 있다. 그리고 나서, 상기 제2 수소첨가분해 반응 단계로부터의 반응 생성물은 전용 분리 시스템에서 분리되거나, 상기 제1 수소첨가분해 단계로부터의 반응 생성물과 함께 분리되어, 다른 반응 생성물 중에서 증류액 범위의 탄화수소를 회수할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 탈아스팔트 오일 분획은 가스 오일 수소첨가분해장치(gasoil hydrocracker) 또는 RFCC 유닛으로 보내어질 수 있다. 이들 경우에 있어서, SDA 리프트는 상기 수소첨가분해장치 또는 RFCC의 공급 오일 품질 요구에 부합되도록 제한되어야 한다.
그러므로, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 공정은 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계의 용매 탈아스팔트 유닛 다운스트림을 포함하여, 상기 아스팔텐의 적어도 일부를 더 가볍고 더 값어치 있는 탄화수소로 전환시키는 것을 제공한다. 상기 제1 반응 단계의 아스팔텐의 수소첨가분해는, 일부 구현예에서 약 60 wt% 초과; 다른 구현예에서 약 85 wt% 초과; 및 또 다른 구현예에서 약 95 wt% 초과일 수 있는 전체 잔유 전화율을 제공할 수 있다. 게다가, 상기 아스팔텐 업스트림의 적어도 일부의 전환 때문에, 구현예에서 사용되는 용매 탈아스팔트 유닛에 요구되는 크기는 상기 전체 잔유 공급물이 초기에 처리되는 데에 필요한 크기보다 작을 수 있다. 전체 잔유 전화율은 약 90 %일 수 있다.
최대 잔유 전화율을 위한 작동을 하는 경우, 상기 제1 및 제2 반응 단계에서 사용되는 촉매는 동일하거나 상이할 수 있다. 상기 제1 반응 단계에서 사용되는 촉매는, 전형적으로 3 내지 12 wt% 범위의 활성 금속 함량 및 전형적으로 0.7 내지 1.0 cc/gm 범위의 기공 부피를 가지는, 보다 큰 기공의 탈금속화(demetallization) 및 탈황화(desulfurization) 촉매를 포함한다. 상기 제2 반응 단계에서 사용되는 촉매는 상기 제1 반응 단계에서 사용되는 촉매의 하나 이상과 동일하거나 상이할 수 있으며, 이는 상기 제1 반응에서 상기 촉매의 재사용을 가능하게 하여 전체 촉매 첨가율(catalyst addition rate)을 감소시킬 수 있다. 대안적으로, 상기 제2 반응 단계는, 전형적으로 6 내지 12 wt% 범위의 활성 금속 함량 및 전형적으로 0.6 내지 0.8 cc/gm 범위의 기공 부피를 가지는, 전용의 더 작은 기공 및 더 높은 활성의 촉매를 사용할 수 있다. 상기 제1 및 제2 반응 단계에 유용한 적합한 수소화처리 및 수소첨가분해 촉매는 원소 주기율표의 4-12족으로부터 선택된 하나 이상의 원소를 포함할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 상기 수소화처리 및 수소첨가분해 촉매는, 실리카, 알루미나, 티타니아, 또는 이들의 조합과 같은 다공성 기재 상에 담지되지 않거나 담지된, 니켈, 코발트, 텅스텐, 몰리브덴 및 이들이 조합 중 하나 이상을 포함하거나, 이들로 구성되거나, 또는 이들로 본질적으로 구성될 수 있다. 제조사로부터 공급되거나 재생 공정의 결과로서, 상기 수소화전환 촉매(hydroconversion catalysts)는 예를 들어 금속 산화물의 형태일 수 있다. 필요하거나 원하는 경우, 상기 금속 산화물은 사용되는 동안 또는 사용에 앞서, 금속 황화물로 전환될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 수소첨가분해 촉매는 상기 수소첨가분해 반응기로 도입되기에 앞서, 사전-황화물화(pre-sulfided) 및/또는 사전-컨디셔닝(pre-conditioned)될 수 있다. 최대 전화율 모드를 위하여, 비등층 촉매(ebullated-bed catalysts)는 양호한 유동화(fluidization) 및 양호한 내소모(attrition resistance) 특성을 가지되, 또한 일부 이종원자 제거 활성과 함께 잔유 수소첨가분해를 촉진시키도록 조정될 수 있다.
상기 제1 수소첨가분해 반응 단계는 직렬 및/또는 병렬로 하나 이상의 반응기를 포함할 수 있다. 상기 제1 수소화처리 및 수소첨가분해 반응 단계에서 사용되기에 적합한 반응기는, 상기 제1 단계의 작동되는 심도(severity)에 따라 수소첨가분해 반응기의 어떠한 유형도 포함할 수 있다. 상기 제1 반응 단계에서의 아스팔텐의 처리 때문에, 비등층 반응기가 바람직하다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계는 단일의 비등층 반응기만을 포함한다.
상기 제2 반응 단계는 직렬 및/또는 병렬로 하나 이상의 반응기를 포함할 수 있다. 상기 제2 반응 단계에서 사용되기에 적합한 반응기는, 특히 비등층 반응기 및 고정층 반응기를 포함하여, 어떠한 유형의 반응기도 포함할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 반응기는 하나 이상의 비등층 반응기일 수 있다. 아스팔텐은 상기 탈아스팔트 오일 내에 단지 미량으로 존재할 수 있으므로, 매우 다양한 유형의 반응기가 상기 제2 반응 단계에서 사용될 수 있다. 예를 들어, 고정층 또는, 고정층 및 비등층의 조합 반응기가 고려될 수 있으며, 여기서 상기 제2 반응 단계로 공급되는 상기 탈아스팔트 오일 분획의 금속 및 콘라드슨 탄소 잔유는 각각 80 wppm 및 10 % 미만일 수 있다. 요구되는 반응기의 수는 공급 속도(feed rate), 전체 목표 잔유 전화율 수준, 및 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계에서 달성된 전화율 수준에 의존할 수 있다.
일부 구현예에 있어서, 수소첨가분해 전화율 및 중간 증류액/디젤 생산을 최대화하는 작동 모드로부터 수소첨가분해 전화율을 최소화하며 상기 RFCC/FCC로 예정된 용출액의 품질을 최대화하는 수소화처리 작동 모드로 상기 제2 반응 단계를 전환하는 기능은, 상기 다단 반응기의 촉매 및 작동 조건을 변경함으로써 가솔린 생산을 최대화하는 정제 유연성을 제공한다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계는 하나 이상의 비등층 반응기이다. 그러므로, 상기 두개의 작동 모드 간의 전환은, 점진적 및 가역적으로 (ⅰ) 결합된 DAO 및 VGO 스트림을 상기 제2 반응 단계로 보내는 단계; (ⅱ) 상기 제2 반응 단계의 보충 촉매(makeup catalyst) 유형을 수소화처리-유형 촉매로 전환하고, 촉매 보충률(catalyst makeup rate)을 유지하는 단계, 이는 기존의 수소첨가분해 촉매 재고(inventory)가 상기 비등된 수소화처리-유형의 촉매(ebullated hydrotreating-type catalyst)로 대체될 수 있는 몇 주 동안의 기간에 걸쳐 발생할 수 있다; 및 (ⅲ) 수소첨가분해 모드가 아닌 수소화처리 모드에서 상기 제2 반응 단계를 가동시키는 단계;에 의하여, 작동 정지(shut down) 또는 생산 용량의 손실 없이 발생할 수 있다. 이러한 전환 동안, 상기 제2 반응 단계 반응기의 온도는 상당히 낮아져, 수소첨가분해 전화율 심도(severity)를 감소하며 동시에 VGO 품질을 높일 수 있다.
일부 구현예에 있어서, 상기 탈아스팔트 오일 분획(DAO) 및 감압 증류액(VGO)은 상기 제2 수소화처리 반응 단계에서 수소화처리 촉매를 통하여 수소와 반응하여, RFCC 유닛에서 가솔린 제조를 위한 개선된 공급 원료를 제공할 수 있다. 상기 VGO의 수소화처리에 의하여, 적합한 RFCC 공급물을 제공하며 상기 질소 및 CCR/금속 함량이 감소될 수 있다. 상기 제2 수소화처리 반응 단계로부터의 반응 생성물은 탈거될 수 있고, 그리고 나서 상기 개선된 RFCC 공급 원료 및 상기 제1 수소첨가분해 단계로부터의 반응 생성물과 결합된 탈거된 반응 생성물로 분리되어, 증류액 범위의 탄화수소를 회수할 수 있다.
다운스트림 RFCC 유닛을 위한 공급물을 제조하기 위하여 상기 제2 반응 단계가 작동되는 경우, 상기 제2 반응 단계의 촉매는 높은 활성/높은 표면적/낮은 기공 부피의 수소화처리 촉매일 수 있다. 수소화공정 촉매(Hydroprocessing catalysts)는 낮은 유동화 조건 하에서 작동될 것이고, 점차적으로 더 높은 내소모성(attrition resistant)을 가지지 않을 것이나, 높은 표면적 및 기공 부피를 가져 소기의 수소화 탈황(hydrodesulfurization) 및 수소화탈질소(hydrodenitrogenation) 활성의 향상된 촉매 작용을 가능하게 한다. 상기 촉매는 촉매층 팽창(expansion)을 최소화하는 반응기 작동 조건 하에서 최대의 내소모성(attrition resistant)을 제공하도록 설계된, 입자 크기 분포, 크기 및 형상의 물리적 물성을 가질 수 있으나, 수소화 탈황(HDS) 및 수소화 탈질소(HDN) 활성에 대한 높은 활성을 제공하도록 설계된, 활성 금속 조성물 및 담체, BET 표면적 및 기공 크기 분포를 가질 수 있다. 상기 입자 크기 분포 및 입자 형상은, 특히 층 팽창(bed expansion)의 범위 하에서 낮은 압력 강하(pressure drop) 특성을 가질 수 있다. 상기 수소첨가분해 모드 하의 층 팽창은 40 %를 초과하지 않을 수 있다. 공급물이 다운스트림 RFCC 유닛용으로 제조되는 상기 모드에 사용되는 촉매의 경우, 상기 층 확장은 약 5 % 내지 약 40 %; 및 약 25 % 내지 약 40 % 및 약 5 % 내지 약 25 %의 범위일 수 있다.
유용할 수 있는 수소화처리 촉매는 접촉 수소화 활성(catalytic hydrogenation activity)을 제공하는 것으로 알려진 원소로부터 선택된 촉매를 포함한다. 8-10 족 원소 및/또는 6족 원소로부터 선택된 적어도 하나의 금속 성분 이 일반적으로 선택된다. 6족 원소는 크롬, 몰리브덴 및 텅스텐을 포함할 수 있다. 8-10족 원소는 철, 코발트, 니켈, 루테늄, 로듐, 팔라듐, 오스뮴, 이리듐 및 백금을 포함할 수 있다. 상기 촉매 내 수소화 성분(hydrogenation component)의 함량은 적절하게는 전체 촉매 100 중량부에 대하여 금속 산화물로써 계산된, 8-10 족 금속 원소의 약 0.5 중량% 내지 약 10 중량%, 및 6족 금속 원소의 약 5 중량% 내지 약 25 중량%의 범위이고, 여기서 상기 중량%는 황화(sulfiding) 전의 상기 촉매의 무게를 기초로 한다. 상기 촉매 내 수소화 성분은 산화물 형태 및/또는 황화물 형태일 수 있다. 적어도 6족 및 8족 금속 성분의 조합이 (혼합) 산화물로서 존재하는 경우, 수소첨가분해에서의 적절한 이용에 앞서 황화 처리(sulfiding treatment)의 대상이 될 것이다. 일부 구현예에 있어서, 상기 촉매는 니켈 및/또는 코발트 중 하나 이상의 성분, 및 몰리브덴 및/또는 텅스텐 중 하나 이상의 성분 또는 백금 및/또는 팔라듐 중 하나 이상의 성분을 포함한다. 니켈 및 몰리브덴, 니켈 및 텅스텐, 백금 및/또는 팔라듐을 포함하는 촉매가 유용하다.
제1 및 제2 반응 단계로부터의 용출액의 분별(fractionating)은 별도의 독립된 분별증류 시스템, 또는 일부 구현예에 있어서 공통의 분별증류 시스템(common fractionation system)으로 달성될 수 있다. 뿐만 아니라, 상기 제2 단계로부터의 반응 생성물은 상기 제1 단계 반응으로부터의 반응 생성물과 함께 또는 독립적으로 분리될 수 있는 것이 예상된다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 및 제2 반응 단계는 공통의 가스 냉각, 정제 및 압축 루프의 공급에 의하여, 그리고 또한 이들로 공급될 수 있다.
상기 제1 단계의 수소첨가분해 반응은 약 360 ℃ 내지 약 450 ℃; 다른 구현예에서 약 400 ℃ 내지 약 440 ℃ 범위 내의 온도에서 수행될 수 있다. 상기 제1 반응 단계의 압력은, 일부 구현예에서 약 70 bara 내지 약 230 bara; 다른 구현에에서 약 100 내지 약 180 bara 범위 내일 수 있다. 상기 수소첨가분해 반응은 또한, 일부 구현예에서 약 0.1 hr-1 내지 약 3.0 hr-1; 다른 구현예에서 약 0.2 hr-1 내지 약 2 hr-1 범위 내의 액 공간 속도(liquid hourly space velocity, LHSV)에서 수행될 수 있다.
상기 제2 반응 단계의 수소첨가분해 반응은 약 400 ℃ 내지 약 450 ℃; 다른 구현예에서 약 420 ℃ 내지 약 440 ℃ 범위 내의 온도에서 수행될 수 있다. 상기 제2 반응 단계의 압력은, 일부 구현예에서 약 70 bara 내지 약 230 bara; 다른 구현예에서 약 100 내지 약 180 bara 범위 내일 수 있다. 상기 수소첨가분해 반응은 또한, 일부 구현예에서 약 0.1 hr-1 내지 약 1.0 hr-1; 다른 구현예에서 약 0.2 hr-1 내지 약 0.5 hr-1 범위 내의 액 공간 속도(LHSV)에서 수행될 수 있다.
RFCC 공급물을 최대화하기 위하여 상기 제2 반응 단계가 작동되는 경우, 상기 수소화처리 반응은 약 350 ℃ 내지 약 410 ℃; 다른 구현예에서 약 360 ℃ 내지 385 ℃ 범위 내의 온도에서 수행될 수 있다. 상기 제1 및 제2 반응 단계 각각에서의 압력은, 일부 구현예에서 약 70 bara 내지 약 230 bara; 다른 구현예에서 약 100 bara 내지 약 180 bara 범위 내일 수 있다. 상기 수소화처리 반응은 또한, 일부 구현예에서 약 0.1 hr-1 내지 약 1.0 hr-1; 다른 구현예에서 약 0.2 hr-1 내지 약 0.5 hr-1 범위 내의 액 공간 속도(LHSV)에서 수행될 수 있다.
상기 제2 반응 단계로 작동하기 위한 유연성은 최대 잔유 전화율 모드(maximum resid conversion mode)로부터 품질 용출액 모드(quality effluent mode)로의 전환에 의하여 달성될 수 있다. 상기 모드 간의 전환은, 상기 제2 반응 단계의 작동 조건으로 변경하는 것에 의하여, 그리고 상기 제2 반응 단계가 온-스트림(on-stream)을 유지하며 상기 수소첨가분해 촉매를 수소화처리 촉매로 대체하는 것에 의하여, 일어날 수 있다. 상기 최대 잔유 전화율 모드로부터 상기 품질 용출액으로 전환하는 경우, 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계의 온도는 감소되는 반면, 상기 제2 반응 단계로의 공급물은 첨가되는 VGO의 추가 함량을 가질 수 있다. 첨가된 상기 제2 반응 단계 공급물의 전체 VGO 함량은 총 공급물의 약 15 중량% 내지 약 75 중량% 범위일 수 있다. 상기 제2 반응 단계의 작동 조건 및 매개 변수(parameters)는, 가솔린 생산을 최대화하기 위하여 감소된 DAO 전화율 수준 하에서 HDS 및 HDN 제거의 최적 수준을 달성하도록 설정된다. 상기 공급물이 변하는 동안, 상기 제2 반응 단계로의 공급물 보충(feed makeup)에 따라, 상기 제2 반응 단계의 온도는 낮아질 수 있다. 상기 온도는 약 0.1 ℃/hour 내지 약 5 ℃/hour 속도로 약 1 내지 10 ℃ 감소될 수 있다. 또한, 상기 품질 용출액 모드에 있어서, 일부 구현예에서 약 343 ℃ 내지 900 ℃ 및 360 ℃ 내지 700 ℃에서 비등하는 물질로 구성된 상기 제2 단계의 미전환 오일은 상기 제1 단계의 미전환 오일로부터 분리된다. 상기 최대 잔유 전화율 모드로부터 상기 품질 용출액 모드로의 전환을 위한 조건은 상기 품질 용출액 모드로부터 상기 최대 잔유 전화율 모드로의 전환으로 뒤바꿀 수 있다.
일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계는 약 30 % 이상, 및 보다 전형적으로는 약 40 % 내지 약 60 %의 촉매층 팽창; 및 40 내지 80 작동일의 온-스트림(on-stream) 작동 내에 완전한 촉매층 회전율(turnover)에 해당하는 촉매 보충 공급 속도(catalyst makeup feed rate)에서 추가로 작동된다. 상기 반응기 내의 촉매 재고(inventory)가 일정하게 유지되도록, 촉매 인출 속도(catalyst withdrawal rate)는 상기 촉매 보충 공급 속도와 동일할 수 있다. 상기 최대 잔유 전화율 모드로부터 품질 용출액 모드로의 전환은, 소비된 촉매 인출 속도(spent catalyst withdrawal rate)를 증가시키고 상기 촉매 보충(catalyst makeup)의 추가를 중단함으로써, 상기 제2 반응 단계 반응기 내 높은 전화율의 수소첨가분해 촉매 재고를 감소시키되, 성능 목표를 만족하도록 동시에 반응기의 온도를 감소시키는 것으로 시작된다. 이 단계 동안에, 이 작동 동안 발생하는 촉매 재고량 고갈의 보다 높은 층 팽창을 달성하기 위하여, (상기 비등층 반응기 시스템의) 비등 펌프(ebullating pump)는 이의 속도를 증가시킬 수 있다. 이 단계는 약 15일 내지 약 25일이 소요된다. 이 단계 동안에, 약 20 내지 40 %의 상기 촉매 재고가 제거될 것으로 예상된다.
둘째로, 저장고(bin)에 보유된 상기 촉매 재고 내 상기 수소첨가분해 촉매의 재고는 내소모성(attrition resistant), 높은 활성의 수소화처리 촉매로 대체된다. 그리고, 상기 전환의 상기 제1 단계의 높은 속도로부터 이의 평형 속도까지 상기 촉매 인출 속도를 주기적으로 조정하며, 약 45일 내지 60일 내 상기 잔여 촉매 재고의 약 80 % 내지 약 100 % 대체를 달성하는 속도로 상기 제2 반응 단계로 신선한(fresh) 보충 촉매를 추가한다. 즉, 상기 보충 속도가 상기 인출 속도와 동일할 때의 속도 및 소모 촉매의 물리적 성질은 상기 수소첨가분해 촉매가 상기 반응기로부터 퍼지되는 것으로 확인할 수 있다. 이어서, 촉매 인출을 중단하며 촉매를 연속적으로 추가함으로써, 상기 촉매 재고는 이의 본래 재고의 100 내지 125 %로 복구된다. 평형 작동 동안, 상기 품질 용출액 모드를 위한 표준 회전율(normal turnover rate)은 약 180일 내지 약 330일이다.
셋째로, 상기 제2 전환 단계의 후반부 동안, 상기 반응기 온도는 약 10 ℃ 내지 약 30 ℃ 낮아져, 약 350 ℃ 내지 약 410 ℃의 반응기 온도 범위를 달성한다. 이 단계 동안, 일 구현예에서 약 30 % 내지 약 40 %, 및 다른 구현예에서 약 25 % 내지 약 40 %, 및 또 다른 구현예에서 약 15 % 내지 약 40 %, 및 또 다른 구현예에서 약 10 % 내지 약 40 %, 및 또 다른 구현예에서 약 5 % 내지 약 40 %의 범위 내의 상기 수소화처리 촉매를 수반한 층 팽창(bed expansion)을 달성하기 위하여, 상기 비등 펌프 속도는 감소될 수 있다.
상기 품질 용출액 모드로부터 상기 최대 잔유 전화율 모드로 되돌리기 위하여, 상기 전환 단계는 앞서 기술한 과정을 뒤바꿀 수 있다.
전술한 바와 같은 상기 시스템은 품질 용출액의 제조, 바람직하게는 RFCC 유닛으로 공급되도록 하기 위하여, 최대 전화율 모드에서 작동될 수 있다. 작동 중단(shut down) 또는 생산 용량 손실 없이 상기 최대 전화율 모드로부터 상기 품질 용출액 모드로 전환하는 기능은 이점이 있다. 상기 전환은 가역적으로, (ⅰ) 바람직하게는 DAO 및 VGO를 포함하는 결합된 공급물 스트림을 상기 제2 반응 단계로 보내는 단계; (ⅱ) 상기 제2 반응 내의 보충 촉매 유형을 비등된 수소화처리-유형의 촉매(ebullated hydrotreating-type catalyst)로 대체하는 단계, 이로써 종래의 수소첨가분해 촉매 재고는 본질적으로 상기 비등된 수소화처리-유형의 촉매로 대체되는 6 내지 12 주 기간에 걸쳐 상기 촉매 변경이 일어난다; 및 수소첨가분해 모드가 아닌 품질 용출액 모드에서 상기 제2 반응 단계를 가동시키는 단계;에 의하여 영향을 받을 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 품질 용출액 모드는 상기 제2 반응 단계 온도를 낮추며, 그렇게 함으로써 수소첨가분해 전화율 심도를 감소시킴과 동시에 VGO 품질을 상승시킨다.
상기 제1 반응 단계의 작동 조건은 상기 최대 잔유 전화율 모드 및 상기 품질 용출액 모드 모두에 대하여 실질적으로 유사하다. 작동 조건은, 다른 요소 중에서 상기 잔유 공급 원료 내 불순물의 함량 및 소정의 상기 제1 단계에서 제거되는 불순물의 수준을 포함하는, 상기 잔유 공급 원료에 기초하여 선택될 수 있다. 상기 최대 전화율 모드 하의 작동 온도는 상기 제2 단계 반응기가 상기 제1 단계 반응기보다 높을 수 있다. 상기 품질 용출액 모드 하의 작동 온도는 상기 제2 단계 반응기가 상기 제1 단계 반응기보다 낮을 수 있다.
일부 구현예에 있어서, 상기 제1 반응 단계의 잔유 전화율은 약 40 내지 약 70 중량%; 다른 구현예에서 약 55 내지 약 65 중량% 범위 내일 수 있다. 탄화수소 전화율(또는 잔유 전화율 또는 전화율)은, 이하에 기술된 온도 한계(temperature threshold)를 넘어 비등하는 상기 반응기 공급물 스트림 내 물질 수량에서 동일한 온도 한계를 넘어 비등하는 상기 반응기 용출액 스트림 내 물질 수량을 뺀 차이를 상기 온도 한계를 넘어 비등하는 상기 반응기 공급물 스트림 내 물질 수량으로 나눈 값으로 정의될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 한계 온도는 525 ℃+로 정의될 수 있고; 다른 구현예에 있어서, 상기 한계 온도는 540 ℃+로 정의될 수 있으며; 다른 구현예에 있어서, 상기 한계 온도는 565 ℃+로 정의될 수 있다.
상기 제2 반응 단계의 작동 조건은, 상기 최대 잔유 전화율 모드, 상기 품질 용출액 모드, 또는 상이 모드 간의 전환를 포함하는 작동 모드에 의존한다. 전체 최대 잔유 전환 모드에 있어서, 제2 반응 단계의 잔유 전화율은 약 50 내지 약 900 중량%; 다른 구현예에서 약 60 내지 약 80 중량% 범위 내일 수 있다. 최대 잔유 전화율을 위하여 상기 제2 단계를 작동하는 경우, (공급물로부터 저비점 물질 생성물로의) 전체 잔유 전화율은 약 50 내지 약 95 중량%; 다른 구현예에서 약 60 내지 약 92 중량%; 및 또 다른 구현예에서 85 내지 90 중량%의 범위 내일 수 있다. 상기 잔유의 수소첨가분해에 더하여, 전체 황 및 금속 제거는 각각 약 60 % 내지 약 90 % 범위 내일 수 있고, 콘라드슨 탄소 제거는 약 40 % 내지 약 80 % 범위 내일 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 반응 단계의 작동 온도 및 작동 압력 중 적어도 하나는 상기 제2 반응 단계에서 이용되는 것보다 높을 수 있다.
최대 전화율 모드로 작동하는 경우, 상기 제1 반응 단계의 아스팔텐의 부분 전환 및 상기 제2 반응 단계의 DAO 전환에 의하여, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 공정을 위한 전체 잔유 전화율은 80 %보다 높을 수 있다. 상기 최대 전화율 모드에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예에 따르면, 적어도 80 %, 85 %, 90 %, 95 % 또는 그 이상의 전체 잔유 전화율을 달성할 수 있다. 이는 2단 수소첨가분해 시스템(two-stage hydrocracking system) 단독으로 달성할 수 있는 것보다 현저하게 향상된 것이다.
품질 용출액 모드의 경우, 상기 제2 반응 단계의 잔유 전화율은 약 5 내지 약 20 중량%; 다른 구현예에서 약 10 % 내지 약 15 중량% 범위 내일 수 있다. 품질 용출액을 위하여 상기 제2 단계로 작동하는 경우, (공급물로부터 저비점 물질 생성물로의) 전체 잔유 전화율은 약 45 내지 약 82 중량%; 다른 구현예에서 약 70 내지 약 80 중량% 범위 내일 수 있다. 상기 잔유의 수소첨가분해에 더하여, 전체 황 및 금속 제거는 각각 약 70 % 내지 약 90 % 범위 내일 수 있고, 콘라드슨 탄소 제거는 약 50 % 내지 약 80 % 범위 내일 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제1 반응 단계의 작동 온도 및 작동 압력 중 적어도 하나는 상기 제2 반응 단계에서 이용되는 것보다 높을 수 있다.
상기 최대 잔유 전화율 및 상기 품질 용출액 모드 간의 전환의 경우, 상기 제1 반응 단계의 작동 조건이 실질적으로 동일하게 유지될 수 있는 동안, 상기 제2 반응 단계의 작동 조건은 변할 것이다. 예를 들어, 상기 제2 반응 단계의 온도는 감소될 것이다. 작동 조건은 다른 요소 중, 상기 촉매 보충률, 상기 제2 반응 단계에 대한 공급 원료 내의 VGO 증가량 및 상기 제2 단계로부터의 소기의 제품 품질에 기초하여 선택될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계의 전환 동안의 잔유 전화율은 약 25 내지 약 75 중량%; 다른 구현예에서 약 50 내지 약 60 중량%; 및 또 다른 구현예에서 50 중량% 미만 범위 내일 수 있다.
이제, 도 1을 참고하면, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 잔유의 고도화를 위한 공정의 단순화된 흐름도가 도시된다. 펌프, 밸브, 열교환기, 및 다른 구성은 본 명세서에 개시된 구현예의 도시를 쉽게하기 위하여 생략되었다. 도 1은 최대 전화율 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 것을 개시한다.
잔유 및 수소는 흐름선(10 및 12)을 통하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하고 상기 잔유의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환하기에 충분한 온도 및 압력에서 작동되는 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)로 각각 공급될 수 있다. 상기 제1 단계 반응기 용출액은 흐름선(16)을 통하여 회수될 수 있다. 전술한 바와 같이, 상기 제1 단계 용출액은, 아스팔텐과 같은 미반응 공급물 성분 및 상기 잔유 공급 원료의 비등 범위 내에 포함되는 다양한 비등점을 가지는 수소첨가분해된 아스팔텐을 포함할 수 있는, 반응 생성물 및 미반응 잔유를 포함할 수 있다. 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)는 약 360 ℃ 내지 약 450 ℃ 범위의 온도에서 작동될 수 있다.
탈아스팔트 오일 분획 및 수소는 흐름선(18 및 20)을 통하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하고 상기 탈아스팔트 오일의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환하기 위한 온도 및 압력에서 작동되는 제2 반응 단계(22)에 각각 공급될 수 있다. 상기 제2 단계 반응기 용출액은 흐름선(24)을 통하여 회수될 수 있다. 상기 제2 반응 단계(22)는 약 400 ℃ 내지 약 440 ℃ 범위의 온도에서 작동되는 비등 반응 단계(ebullated reaction stage)일 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계는 고정층(fixed bed)으로 작동될 수 있다.
그리고 나서, 흐름선(16, 24) 내의 상기 제1 단계 용출액 및 상기 제2 단계 용출액은 분리 시스템(26)으로 공급될 수 있다. 분리 시스템(26)에 있어서, 상기 제1 및 제2 단계 용출액은 분별되어, 적어도 하나의 증류액 탄화수소 분획 및 상기 미반응 잔유, 아스팔텐, 및 상기 아스팔텐의 수소첨가분해로부터 형성된 유사한 비등 범위의 화합물을 포함하는 탄화수소 분획을 회수할 수 있다.
이 구현예에 있어서, 분리 시스템(26)은 상기 용출액을 액체(liquid) 및 증기(vapor)로 분리하기 위하여, 고압 고온 분리기(HP/HT 분리기)(40)를 포함할 수 있다. 상기 분리된 증기는 흐름선(42)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 분리된 액체는 흐름선(44)을 통하여 회수될 수 있다.
그리고 나서, 상기 증기는 흐름선(42)을 통하여 가스 냉각, 정제, 및 재순환 압축 시스템(recycle compression system)(46)으로 향하게 될 수 있다. 수소-함유 가스는 흐름선(48)을 통하여 시스템(46)으로부터 회수될 수 있고, 일부는 반응기들(14, 16)로 재순환될 수 있다. 상기 냉각 및 정제 동안 응축된 탄화수소는, 흐름(50)을 통하여 회수되고, 추가 처리를 위하여 흐름선(44) 내의 분리된 액체와 결합될 수 있다. 그리고 나서, 상기 결합된 액체 시스템(52)은 상압 증류탑(54)으로 공급되어, 상압 증류액의 범위 내에서 비등하는 탄화수소를 포함하는 분획 및 적어도 340 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제1 탑저 분획으로 스트림을 분리시킬 수 있다. 상기 상압 증류액은 흐름선(56)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 제1 탑저 분획은 흐름선(58)을 통하여 회수될 수 있다.
그리고 나서, 감압 증류액의 범위 내에서 비등하는 탄화수소 및 적어도 480 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제2 탑저 분획으로 상기 제1 탑저 분획을 분리시키기 위하여, 상기 제1 탑저 분획은 감압 증류 시스템(60)으로 공급될 수 있다. 상기 감압 증류액은 흐름선(62)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 제2 탑저 분획은 흐름선(30)을 통하여 회수되고 전술한 바와 같은 용매 탈아스팔트 유닛(32)에서 처리될 수 있다.
상기 제2 탑저 분획이 상기 용매 탈아스팔트 유닛(32)로 공급되기에 앞서, 상기 제2 탑저 분획의 온도를 낮출 필요가 있을 수 있다. 상기 제2 탑저 분획은 간접 또는 직접 열교환을 통하여 냉각될 수 있다. 감압 타워 잔유(vacuum tower residues)와 종종 발생하는 간접 열교환 시스템의 파울링에 의하여, 직접 열교환이 바람직할 수 있고, 예를 들어 상기 제2 탑저 분획을, 흐름선 64 및 66 각각을 통하여 공급되는 바와 같은 상기 제1 탑저 분획의 일부 및 순수한 잔유 공급물의 일부 중 적어도 하나와 접촉시킴으로써 수행될 수 있다.
상기 미반응 잔유 및 아스팔텐을 포함하는 탄화수소 분획은 흐름선(30)을 통하여 용매 탈아스팔트 유닛(32)으로 공급되어, 흐름선(34)을 통하여 회수된 아스팔텐 분획 및 탈아스팔트 오일 분획을 생산할 수 있다. 상기 탈아스팔트 오일 분획은 흐름선(18)을 통하여 용매 탈아스팔트 유닛(32)로부터 회수되고, 전술한 바와 같은 제2 수소첨가분해 반응 단계(22)로 공급될 수 있다.
이제 도 2를 참고하면, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 잔유의 고도화를 위한 공정의 단순화된 흐름도가 도시되고, 여기서 동일한 참조 번호는 동일한 부분을 나타낸다. 도 2는 상기 품질 용출액 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 것을 개시한다.
전술한 바와 같이, 상기 잔유 및 수소는 흐름선(10 및 12)를 통하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하고 상기 잔유의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환시키기에 충분한 온도 및 압력에서 작동되는 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)로 각각 공급될 수 있다. 상기 제1 단계 반응기 용출액은 흐름선(16)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 용출액을 액체(liquid) 및 증기(vapor)로 분리하기 위하여 상기 고압 고온 분리기(HP/HT 분리기)(40)로 공급될 수 있다. 상기 분리된 증기는 흐름선(42)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 분리된 액체는 흐름선(44)를 통하여 회수될 수 있다. 전술한 바와 같이, 상기 제1 단계 용출액은, 아스팔텐과 같은 미반응 공급물 성분 및 상기 잔유 공급 원료의 비등 범위 내에 포함되는 다양한 비등점을 가지는 수소첨가분해된 아스팔텐을 포함할 수 있는, 반응 생성물 및 미반응 잔유를 포함할 수 있다. 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)는, 예를 들어 약 360 ℃ 내지 약 450 ℃ 범위의 온도에서 작동될 수 있다.
상기 탈아스팔트 오일 분획, 상기 감압 증류액 및 수소는, 수소화처리 촉매를 포함하며, 상기 탈아스팔트 오일의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환시키고, 황, 질소 및 금속을 제거하기 위한 온도 및 압력에서 작동되는 상기 제2 반응 단계(22)로, 흐름선(18, 62 및 20)을 통하여 각각 공급될 수 있다. 또한, 상기 제2 반응 단계의 조건은, 전화율을 최소화하고 RFCC 유닛으로의 공급에 적합한 용출액 생성에 적합하게 조정될 것이다. 상기 제2 반응 단계(22)는 예를 들어, 약 350 ℃ 내지 약 410 ℃ 범위의 온도에서 작동되는 비등 반응 단계일 수 있다.
상기 제2 단계 반응기 용출액은 흐름선(24)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 용출액을 증기 및 액체로 분리하기 위하여 고온 고압 분리기(HP/HT 분리기)(140)로 공급될 수 있다. 상기 분리된 증기는 흐름선(142)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 분리된 액체는 흐름선(144)를 통하여 회수될 수 있다.
그리고 나서, 상기 증기는, 흐름선(42)를 통하여 회수된 분리된 증기와 함께, 흐름선(142)을 통하여 상기 가스 냉각, 정제, 및 재순환 압축 시스템(46)으로 향할 수 있다. 상기 냉각 및 정제 동안 응축된 탄화수소는, 흐름(50)을 통하여 회수되고, 상기 상압 증류탑(54)과 같은 추가 처리를 위하여 흐름선(44) 내의 분리된 액체와 결합될 수 있다.
그리고 나서, 액체가 분리된 상기 제2 단계는 흐름선(144)를 통하여 탈거 장치 시스템(stripper system)(80)으로 향하여, 탈거 장치 탑저(stripper bottoms) 및 탈거 장치 탑정(stripper overhead)을 발생시킬 수 있다. 상기 탈거 장치 탑저는 흐름선(86)을 통하여 회수될 수 있고, 추가 처리를 위하여 보내질 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 탈거 장치 탑저(86)는 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛으로 보내어질 수 있다. 상기 탈거 장치 시스템(80)은 상기 탈거 장치 탑저 내 370 +℃ 잔유 제품 및 디젤 및 상기 탑정 내 더 가벼운 분획을 제조하기 위하여 작동된다. 상기 탈거 장치 탑정은 흐름선(82)을 통하여 상기 상압 증류탑(54)으로 공급될 수 있다. 상기 탈거 장치 탑정은 흐름(50)을 통하여 상기 냉각 및 정제 동안 응축된 탄화수소를 흐름선(44) 내 상기 분리된 액체와 결합시킬 수 있다. 전술한 바와 같이, 상기 상압 증류액은 흐름선(56)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 제1 탑저 분획은 흐름선(58)을 통하여 회수될 수 있다.
전술한 바와 같이, 흐름선(62)을 통한 상기 감압 증류액은, 상기 용매 탈아스팔트 유닛(32)으로부터 흐름선(18)을 통한 DAO와 함께, 상기 제2 단계 반응기(22)로 공급될 수 있다.
도 1 및 도 2는 서로 다른 작동 모드에서 동작하는 공정 시스템의 구현예를 설명한다. 상기 공정 시스템은, 도 1 및 2에서 나타내는 상기 서로 다른 작동 모드 간에 가역적으로 전환될 수 있다. 상기 작동 모드는 상기 제2 단계 반응기(22)의 작동이 상이하다. 상기 제2 단계 반응기의 제1 모드는 도 1에 대하여 설명된 바와 같이 제1 촉매를 수반한 전화율이 최대가 되도록 작동시키고, 상기 제2 단계 반응기의 제2 모드는 전화율을 최소화하고 제2 촉매를 수반한 상기 RFCC로 예정된 상기 용출액의 품질을 최대화하는 것이다. 상기 시스템의 작동 정지 또는 생산 손실 없이 상기 두개의 모드 간의 가역적으로 전환시키는 기능은, 유연한 배관 구성 및 촉매 구성(catalyst makeup) 내 촉매 유형을 상기 제2 단계 반응기(22)로 전환하는 것에 의하여 달성될 수 있다. 도 3에서 기술된 바와 같이, 상기 제2 단계 반응기(22)의 촉매 교체는 흐름선(92 및 94)을 통하여 발생한다. 비등층 수소화공정(hydroprocessing) 반응기의 연속적인 공급/연속적인 촉매 인출 특성은 상기 촉매 교체를 매끄럽게 한다. 상기 촉매 전환(catalyst changeover)은 6 내지 12 주의 기간에 걸쳐 일어난다. 일부 구현예에 있어서, 상기 촉매 전환은, 상기 제2 반응 단계로 공급되는 상기 촉매의 상대적인 공급 속도에 의존할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 거의 완전한 회전률을 위하여, 3개 반응기 부피의 촉매가 필요할 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 원하는 경우 상기 전환은 더 빠르게 발생할 수 있지만, 전형적인 작동/신선한 촉매 공급물/소비된 인출 속도(spent withdrawal rates) 하에서, 상기 촉매 전환은 수주가 걸릴 수 있다. 촉매의 점진적 교체는 다운스트림 유닛을 새로운 제품 혼합 등으로의 효과적인 전환을 위한 시간이 걸릴 수 있다. 비등층 높은 기공 부피 잔유 수소첨가분해("전환") 촉매(Ebullated bed high pore volume reside hydrocracking ("conversion") catalyst)는 흐름선(94)를 통하여 제2 단계 반응기(22)로 나갈 수 있고, 높은 활성/높은 표면적/낮은 기공 부피 수소화처리 촉매는 흐름선(92)를 통하여 상기 제2 단계 반응기(22)로 들어갈 수 있다. 상기 교체는, 상기 촉매 교체를 위한 작동 정지를 하지 않고 제자리에서(in situ) 발생할 수 있다. 또한, 도 1 및 2의 공정 시스템은 배관 유연성을 가질 수 있고, 이는 도 3에서 나타낸 바와 같은 HP/HT 분리기(40) 또는 HP/HT 분리기(140)로 보내어질 수 있는 상기 제2 단계 반응기로부터의 용출액을 허용한다. 또한, 배관 유연성은, 제2 단계 반응기로 보내어지는 상기 감압 증류액을 제공할 수 있다.
도 4에 나타낸 바와 같이, 상기 탈거 장치(80)가 우회(bypass)될 수 있도록 배관 유연성이 제공될 수 있다. 그러므로, 상기 HP/HT 분리기(140)으로부터의 액체는 상기 HP/HT 분리기(40)으로부터의 액체와 결합되어 상기 상압 증류탑(54)로 보내어질 수 있고, 상기 HP/HT 분리기(140)로부터의 증기는 상기 HP/HT 분리기(40)로부터의 증기와 결합되어 상기 가스 냉각, 정제 및 재순환 압축 시스템(46)으로 보내어질 수 있다. 또한, 일부 구현예에 있어서, 유사한 분리가 수행되는 다양한 분리 단계가 통합/결합될 수 있다.
일부 구현예에 있어서, 상기 최대 잔유 전화율 모드로부터 상기 품질 용출액 모드로의 전환은 공급물 및 생성물의 흐름을 변화시키면서, 또한 상기 제2 반응 단계 내 촉매 및 상기 제2 반응 단계의 작동 조건을 조정하는 것을 포함한다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 반응 단계(22)로의 공급물은 흐름선(62)으로부터의 감압 증류액을 포함하도록 조정된다. 상기 감압 증류액은, 공급물의 약 0 % 내지 공급물의 약 50 %의 함량으로, 상기 제2 반응 단계(22)로의 공급물에 점차적으로(incrementally) 추가될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 제2 단계 반응기(22)로부터의 용출액은 상기 HP/HT 분리기(40)로부터 상기 HP/HT 분리기(140)로 보내어질 수 있다. 이는, 흐름선(24)를 통하여 상기 용출액이 상기 HP/HT 분리기(140)로 보내어지도록, 점진적으로 경로를 재설정(reroute)함으로써 발생할 수 있다. 흐름선(142)를 통하여 회수된 분리된 증기는, 관련된 밸브 및 배관을 개방함으로써 상기 재순환 압축 시스템(46)으로 보내어질 수 있다. 흐름선(144)를 통하여 회수된 분리된 액체는, 관련된 밸브 및 배관을 개방함으로써 상기 탈거 장치 시스템(80)으로 보내어질 수 있다. 수소첨가분해 촉매로부터 수소화처리 촉매로의 촉매 전환은, 라인(92)을 통하여 상기 제2 단계 반응으로 공급되는 수소첨가분해 촉매의 양을 감소시키되 상기 제2 단계 반응기로 공급되는 수소화처리 촉매의 양을 증가시킴으로써, 상기 제2 단계 반응기(22) 비등층으로 및 상기 제2 단계 반응기(22) 비등층으로부터의 촉매의 전환에 의하여 발생한다. 상기 제2 단계 반응기의 작동을 최대 잔유 전화율 모드로 전환하기 위하여, 상기와 동일한 조정이 반대로 행하여진다.
이제 도 5를 참고하면, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 잔유의 고도화를 위한 공정의 단순화된 흐름도가 도시되고, 여기서 동일한 참조 번호는 동일한 부분을 나타낸다. 도 5는 다른 품질 용출액 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 것을 개시하고, RFCC의 전형적인 RDS 유닛 업스트림의 공급물(VR) 불순물 수준에 대한 제한을 없애며, 여전히 높은 품질의 상기 RFCC로의 공급물을 생산할 수 있다.
앞서 기술한 바와 같이, 상기 잔유 및 수소는 흐름선(10 및 12)를 통하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하고 상기 잔유의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환시키기에 충분한 온도 및 압력에서 작동되는 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)로 각각 공급될 수 있다. 상기 제1 단계 반응기 용출액은 흐름선(16)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 용출액을 액체(liquid) 및 증기(vapor)로 분리하기 위하여 상기 고압 고온 분리기(HP/HT 분리기)(40)로 공급될 수 있다. 상기 분리된 증기는 흐름선(42)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 분리된 액체는 흐름선(44)를 통하여 회수될 수 있다. 전술한 바와 같이, 상기 제1 단계 용출액은, 아스팔텐과 같은 미반응 공급물 성분 및 상기 잔유 공급 원료의 비등 범위 내에 포함되는 다양한 비등점을 가지는 수소첨가분해된 아스팔텐을 포함할 수 있는, 반응 생성물 및 미반응 잔유를 포함할 수 있다. 상기 제1 수소첨가분해 반응 단계(14)는, 예를 들어 약 360 ℃ 내지 약 450 ℃ 범위의 온도에서 작동될 수 있다.
상기 탈아스팔트 오일 분획, 상기 감압 증류액 및 수소는, 수소화처리 촉매를 포함하며, 상기 탈아스팔트 오일의 적어도 일부를 더 가벼운 탄화수소로 전환시키고, 황, 질소 및 금속을 제거하기 위한 온도 및 압력에서 작동되는 상기 제2 반응 단계(22)로, 흐름선(18, 62 및 20)을 통하여 각각 공급될 수 있다. 또한, 상기 제2 반응 단계의 조건은, 전화율을 최소화하고 RFCC 유닛으로의 공급에 적합한 용출액 생성에 적합하게 조정될 것이다. 상기 제2 반응 단계(122)는 예를 들어, 약 350 ℃ 내지 약 410 ℃ 범위의 온도에서 작동되는 고정층 단계(fixed bed stage)일 수 있다.
상기 제2 단계 반응기 용출액은 흐름선(24)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 용출액을 증기 및 액체로 분리하기 위하여 고온 고압 분리기(HP/HT 분리기)(140)로 공급될 수 있다. 상기 분리된 증기는 흐름선(142)를 통하여 회수될 수 있고, 상기 분리된 액체는 흐름선(144)를 통하여 회수될 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 HP/HT 분리기(140)는 선택적일 수 있다.
그리고 나서, 상기 증기는, 흐름선(42)를 통하여 회수된 분리된 증기와 함께, 흐름선(142)을 통하여 상기 가스 냉각, 정제, 및 재순환 압축 시스템(46)으로 향할 수 있다. 상기 냉각 및 정제 동안 응축된 탄화수소는, 흐름(50)을 통하여 회수되고, 상압 증류탑(54)과 같은 추가 처리를 위하여 흐름선(44) 내의 분리된 액체와 결합될 수 있다.
그리고 나서, 액체가 분리된 상기 제2 단계는 흐름선(144)를 통하여 탈거 장치 시스템(80)으로 향하여, 탈거 장치 탑저 및 탈거 장치 탑정을 발생시킬 수 있다. 상기 탈거 장치 탑저는 흐름선(86)을 통하여 회수될 수 있고, 추가 처리를 위하여 보내질 수 있다. 일부 구현예에 있어서, 상기 탈거 장치 탑저는 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛으로 보내어질 수 있다. 상기 탈거 장치 시스템(80)은 상기 탈거 장치 탑저 내 370+ ℃ 잔유 제품 및 디젤 및 상기 탑정 내 더 가벼운 분획을 제조하기 위하여 작동된다. 상기 탈거 장치 탑정은 흐름선(82)을 통하여 상기 상압 증류탑(54)으로 공급될 수 있다. 상기 탈거 장치 탑정은 흐름(50)을 통하여 상기 냉각 및 정제 동안 응축된 탄화수소를 흐름선(44) 내 상기 분리된 액체와 결합시킬 수 있다. 전술한 바와 같이, 상기 상압 증류액은 흐름선(56)을 통하여 회수될 수 있고, 상기 제1 탑저 분획은 흐름선(58)을 통하여 회수될 수 있다.
전술한 바와 같이, 흐름선(62)을 통한 상기 감압 증류액은, 상기 용매 탈아스팔트 유닛(32)으로부터 흐름선(18)을 통한 DAO와 함께, 상기 제2 단계 반응기(22)로 공급될 수 있다.
도 1, 2 및 5에서 도시된 바와 같이, 본 명세서에 개시된 공정은 독립형(stand-alone) 가스 냉각, 정제 및 압축 시스템(46)을 포함할 수 있다. 다른 구현예에 있어서, 흐름선(42)을 통하여 회수된 상기 증기 분획, 또는 이들의 적어도 일부는, 상기 가스 처리를 현장의 다른 수소화공정(hydroprocessing) 유닛과 통합하는, 공통의(common) 가스 냉각, 정제, 및 압축 시스템에서 처리될 수 있다.
도시되지 않았으나, 일부 구현예에 있어서, 흐름선(34)을 통하여 회수된 상기 아스팔텐의 적어도 일부는 상기 제1 수소첨가분해 반응기 단계로 재순환될 수 있다. 흐름선(34)을 통하여 회수된 아스팔텐의 고도화 또는 다른 방법으로의 이용은 당업자에게 알려진 다른 다양한 공정을 이용하여 수행될 수 있다. 예를 들어, 상기 아스팔텐은 FCC 슬러리 오일과 같은 커터(cutter)와 혼합될 수 있고, 연료 오일로서 이용될 수 있으며, 또는 딜레이드 코킹(delayed coking) 또는 가스화 유닛에서 단독 또는 다른 공급물과 함께 처리될 수 있고, 또는 아스팔트 펠렛으로 펠렛화될 수 있다.
실시예
다음의 실시예는 모델링 기술로부터 유래된다. 상기 작업이 수행되었으나, 발명자들은 적용 가능한 규칙을 준수하기 위하여 과거 시제로 이들 실시예를 나타내지 않는다.
하기 표 1은 본 명세서에 기재된 두 반응기 단계를 위한 상기 두개의 작동 모드의 구현예에 대한 전화율 범위 및 반응기 온도를 보여준다. 표 1의 전화율 모드는 최대 수소첨가분해 전화율/최대 디젤을 위하여 작동되는 시스템이다. 표 1의 품질 용출액 모드는 최소 수소첨가분해 전화율/최대 용출액 품질을 위하여 작동되는 시스템이다. 상기 전화율 모드로부터 상기 수소화처리 모드로의 전환 또는 이와 반대로 전환하는 전환 모드에서의 작동에 대한 데이터는 제공되지 않는다.
작동 모드 제1 단계 제2 단계 전체(2-단계)
잔유 전화율
최대 전화율 모드
최대 %전화율, 범위 30-75 20-50 (VR 공급물 기초) 80-95
최대 %전화율, 전형적(typical) 55-70 22-33 85-92
반응기 온도, 범위 360-450 ℃ 400-440 ℃
반응기 온도, 전형적(typical) 400-440 ℃ 420-440 ℃
품질 용출액 모드
최대 %전화율, 범위 30-75 5 - 20 (VR 공급물 기초) 25-80
최대 %전화율, 전형적(typical) 55-65 10-15 58-70
반응기 온도, 범위 360-450 ℃ 350-410 ℃
반응기 온도, 전형적(typical) 400-440 ℃ 360-385 ℃
하기 표 2는 상기 두개의 작동 모드 간의 제2 단계 반응기의 작동을 보여준다. 표 2의 전화율 모드는 최대수소첨가분해 전화율/최대 디젤을 위하여 작동되는 시스템이다. 표 2의 품질 용출액 모드는 최소 수소첨가분해 전화율/최대 용출액 품질을 위하여 작동되는 시스템이다. 공급 원료 특성은 전형적이나, 원유 원료 및 제1 단계 전화율 수준에 따라서 달라질 수 있다. 상기 전화율 모드로부터 상기 수소화처리 모드로의 전환 또는 이와 반대로 전환하는 전환 모드에서의 작동에 대한 데이터는 제공되지 않는다.
전화율 모드 품질 용출액 모드
공급물 특성
공급물 DAO + 20% HVGO DAO + HVGO
API 비중(API Gravity) 13 14.3
질소, wppm 3500 3000
%CCR 12 8
Ni+V, wppm 5.5 4.3
촉매층 팽창 35-60 % 10-15 %
반응기 작동 조건
촉매 유형 높은 기공 부피의
비정질 NiMo/Al2O3 		상대적으로 낮은 기공 부피/높은 표면적 및 내소모성의
고활성 NiMo/Al2O3
LHSV 0.2 0.4
평균 층 온도, ℃ 438 380
566+ ℃의 전화율 78 (per pass) 15 (once through)
중질 오일의 API 비중
(370+ ℃분획)		 18 20.5
중질 오일 내의 질소, wppm 2700 800
상대 %HDN 23 73
중질 오일 내의 황, wppm 3600 100
전술한 바와 같이, 본 명세서에 개시된 구현예들은, 통합된 수소첨가분해 및 용매 탈아스팔트 공정을 통한 중질 탄화수소를 더 가벼운 탄화수소로의 효과적이고 유연하게 전환시키는 것을 제공한다.
다른 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 공정은, 수소첨가분해 반응기 및 용매 탈아스팔트 유닛 중 적어도 하나를 포함하는 처리 장비에 요구되는 크기를 감소시키는 것을 제공한다. 달성된 높은 전화율은 종래 공정에 의하여 요구되는 것에 비하여 적은 상대적 재순환율(relative recycle rates)을 초래하여, 높은 전체 전화율을 달성할 수 있다. 또한, 상기 제1 반응 단계의 아스팔텐의 적어도 일부를 수소첨가분해하는 것은, 선행 공정과 비교하여, 상기 용매 탈아스팔트 유닛과 관련한 감소된 공급률(feed rates), 용매 사용 등을 제공할 수 있다.
또 다른 양태에 있어서, 본 명세서에 개시된 구현예에 따른 공정은 감소된 촉매 파울링률(catalyst fouling rates)을 제공할 수 있고, 그에 따라 촉매 순환 시간 및 촉매 수명을 늘릴 수 있다. 예를 들어, 상기 제1 반응 구역의 작동 조건은, 아스팔텐의 수소첨가분해 시 다른 방법으로 발생할 수 있는 침전물 형성 및 촉매 파울링을 최소화하도록 선택될 수 있다.
하나 이상의 낮은 재순환 요건, 효과적인 촉매 이용, 및 용매 탈아스팔트에 앞선 아스팔텐의 부분 전환으로 인하여, 자본 및 작동 비용의 현저한 감소가 실현될 수 있다.
상기 반응 단계 사이의 아스팔텐의 제거는, 상기 분별증류 영역 내의 장비를 포함하는 상기 반응기 용출액 순환로(circuit) 내의 증기로부터 액체의 분리와 관련한 장비에서 더 낮은 침전물 퇴적 문제를 추가로 야기할 수 있다.
상기 개시 내용은 구현예의 제한적인 수를 포함하는 반면, 본 개시 내용의 이점을 가지는 당업자는 본 개시 내용의 범위로부터 벗어나지 않는 다른 구현예가 고안될 수 있음을 이해할 것이다. 따라서, 상기 범위는 단지 첨부된 청구항에 의하여 제한되어야 한다.

Claims (35)

  1. 잔유(resid)의 고도화를 위한 공정에 있어서,
    수소 및 잔유 탄화수소(resid hydrocarbon)를 제1 수소첨가분해 촉매(hydrocracking catalyst)를 포함하는 제1 비등층(ebullated bed) 반응기로 공급하는 단계;
    상기 잔유의 적어도 일부를 분해하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소첨가분해 촉매의 존재 하에 상기 잔유 및 수소를 접촉시키는 단계;
    상기 제1 반응기로부터의 생성물을 제1 가스상 및 제1 액체상 생성물로 분리시키는 단계;
    수소 및 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획(deasphalted oil hydrocarbon fraction) 및 감압 증류액 탄화수소 분획(vacuum distillate hydrocarbon fraction)을 수소화처리 촉매(hydrotreating catalyst)를 포함하는 제2 비등층 반응기로 공급하는 단계;
    상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획의 적어도 일부 및 상기 감압 증류액 탄화수소 분획을 수소화처리하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소화처리 촉매의 존재 하에 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획 및 수소를 접촉시키는 단계;
    상기 제2 반응기로부터의 생성물을 제2 가스상 및 제2 액체상 생성물로 분리시키는 단계;
    상기 제2 액체상 생성물을 제2 반응기 용출액(effluent) 및 잔유 유동 접촉 분해(residual fluid catalytic cracking, RFCC) 공급물로 분리시키는 단계;
    적어도 하나의 증류액 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획, 및 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 형성하기 위하여, 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액을 분별하는 단계; 및
    아스팔텐 분획 및 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획을 공급하기 위하여, 상기 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 용매 탈아스팔트 유닛(solvent deasphalting unit)으로 공급하는 단계;를 포함하는, 공정.
  2. 청구항 1에 있어서,
    상기 분별하는 단계는,
    상압 증류액(atmospheric distillates)의 범위 내에서 비등하는 탄화수소를 포함하는 분획 및 적어도 340 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제1 탑저 분획(bottoms fraction)을 회수하기 위하여, 상압 증류탑(atmospheric distillation tower)에서 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액을 분리시키는 단계;
    감압 증류액(vacuum distillates)의 범위 내에서 비등하는 탄화수소를 포함하는 분획 및 적어도 480 ℃의 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제2 탑저 분획을 회수하기 위하여, 감압 증류탑(vacuum distillation tower)에서 상기 제1 탑저 분획을 분리하는 단계; 및
    상기 잔유 탄화수소 분획으로서 상기 제2 탑저 분획을 상기 용매 탈아스팔트 유닛으로 공급하는 단계;를 포함하는, 공정.
  3. 청구항 2에 있어서,
    수소-함유 가스 분획 및 증류액 분획으로 회수하기 위하여, 상기 제1 가스상 및 상기 제2 가스상을 냉각시키는 단계; 및
    상기 증류액 분획을 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액으로 공급하는 단계;를 더 포함하는, 공정.
  4. 청구항 3에 있어서,
    상기 회수된 수소의 적어도 일부를 상기 제1 반응기 및 상기 제2 반응기 중 적어도 하나로 재순환시키는 단계를 더 포함하는, 공정.
  5. 청구항 2에 있어서,
    상기 잔유의 일부 및 상기 제1 탑저 분획의 일부 중 적어도 하나를 수반하는 직접 열교환을 통하여, 상기 제2 탑저 분획을 냉각시키는 단계를 더 포함하는, 공정.
  6. 청구항 1에 있어서,
    상기 제2 반응기의 작동 온도 및 작동 압력 중 적어도 하나는 상기 제1 반응기의 작동 온도 및 작동 압력보다 낮은 것인, 공정.
  7. 청구항 1에 있어서,
    상기 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획은 적어도 480 ℃의 표준 비등점을 수반하는 탄화수소를 포함하는 것인, 공정.
  8. 시스템 내 잔유를 고도화하는 공정에 있어서,
    상기 시스템은,
    제1 비등층 반응기(ebullated bed reactor);
    제1 분리기(separator);
    탈거탑(stripping tower);
    분별증류 시스템(fractionation system); 및
    용매 탈아스팔트 시스템(solvent deasphalting system);을 포함하고,
    상기 공정은,
    잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛을 위한 공급물을 제조하기 위하여, 제1 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 단계,
    상기 제1 모드는,
    제1 용출액을 형성하기 위하여, 수소화처리 촉매를 포함하는 상기 제1 비등층 반응기에서 탈아스팔트 오일 및 감압 증류액을 반응시키는 단계;
    상기 제1 분리기에서 상기 제1 용출액을 제1 가스상 및 제1 액체상으로 분리시키는 단계;
    탈거 장치 탑저(strippers bottom) 및 탈거 장치 탑정(stripper overhead)을 제조하기 위하여, 상기 탈거탑에서 상기 제1 액체상을 탈거하는 단계;
    적어도 하나의 상압 증류액(atmospheric distillate) 및 상압 탑저(atmospheric bottoms)를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 탈거 장치 탑정을 분별하는 단계;
    상기 감압 증류액 및 감압 탑저(vacuum bottoms)를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 상압 탑저를 분별하는 단계;
    상기 탈아스팔트 오일을 제조하기 위하여, 상기 용매 탈아스팔트 시스템에서 상기 감압 탑저를 용매 탈아스팔트하는 단계; 및
    공급물로서 상기 탈거 장치 탑저를 상기 RFCC 유닛으로 이송시키는 단계;를 포함하고,
    상기 제1 비등층 반응기에서 잔유 전화율(resid conversion)을 최대화하기 위하여, 제2 모드에서 상기 시스템을 작동시키는 단계,
    상기 제2 모드는,
    제2 용출액을 형성하기 위하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하는 상기 제1 비등층 반응기에서 상기 탈아스팔트 오일을 반응시키는 단계;
    상기 제1 분리기에서 상기 제2 용출액을 제2 가스상 및 제2 액체상으로 분리시키는 단계;
    적어도 하나의 상압 증류액 및 상압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 제2 액체상을 분별하는 단계;
    상기 감압 증류액 및 상기 감압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 상압 탑저를 분별하는 단계; 및
    상기 탈아스팔트 오일을 제조하기 위하여, 상기 감압 탑저를 용매 탈아스팔트하는 단계;를 포함하며,
    상기 제1 모드와 상기 제2 모드 간 상기 시스템을 전환시키는 단계,를 포함하며,
    상기 전환시키는 단계는,
    수소첨가분해 촉매를 상기 제1 비등층 반응기로 추가하는 동시에, 상기 제1 비등층 반응기로부터 수소화처리 촉매를 제거하는 단계; 및
    상기 적어도 하나의 상압 증류액 및 상기 상압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템 내의 제1 액체상을 분별하는 단계;를 포함하는, 공정.
  9. 청구항 8에 있어서, 상기 시스템은,
    제2 비등층 반응기; 및
    제2 분리기를 더 포함하고,
    상기 제2 모드는,
    제3 용출액을 형성하기 위하여, 수소첨가분해 촉매를 포함하는 상기 제2 비등층 반응기에서 잔유 탄화수소를 반응시키는 단계;
    상기 제2 분리기에서 상기 제3 용출액을 제3 가스상 및 제3 액체상으로 분리시키는 단계; 및
    상기 적어도 하나의 상압 증류액 및 상기 상압 탑저를 제조하기 위하여, 상기 분별증류 시스템에서 상기 제3 액체상을 분별하는 단계;를 더 포함하는, 공정.
  10. 청구항 8에 있어서,
    상기 제2 모드에서 상기 제1 모드로 되돌리는, 상기 시스템을 전환시키는 단계를 더 포함하는, 공정.
  11. 청구항 8에 있어서,
    상기 전환시키는 단계는 상기 제1 비등층 반응기의 온도를 낮추는 단계를 더 포함하는 것인, 공정.
  12. 청구항 8에 있어서,
    상기 제1 비등층 반응기로부터 수소화처리 촉매를 제거하는 단계는 비등 펌프(ebullating pump)의 속도를 증가시키는 단계를 포함하는 것인, 공정.
  13. 잔사 탄화수소(residuum hydrocarbons)를 고도화하기 위한 시스템에 있어서,
    제1 용출액을 제조하기 위하여, 상기 잔사 탄화수소 및 수소를 제1 수소화전환 촉매(hydroconversion catalyst)와 접촉시키기 위한, 제1 비등층 수소화전환(ebullated bed hydroconversion) 반응기 시스템;
    상기 제1 용출액을 제1 가스상 및 제1 액체상으로 분리시키는, 제1 물질 전달 장치(mass transfer device);
    제2 용출액을 제조하기 위하여, 감압 증류액 스트림, 탈아스팔트 가스 오일 스트림, 및 수소를 수소화처리 촉매(hydrotreatment catalyst)와 접촉시킴으로써 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛 공급 모드로 작동하도록 구성된, 제2 비등층 수소화전환 반응기 시스템;
    상기 제2 용출액을 제2 가스상 및 제2 액체상으로 분리시키는, 제2 물질 전달 장치;
    제2 액체상을 상기 RFCC 유닛 공급물 및 탑정(overhead)으로 분리시키는, 제3 물질 전달 장치;
    탄화수소 상압 증류액 스트림(hydrocarbon atmospheric distillate stream) 및 탄화수소 상압 잔사 스트림(hydrocarbon atmospheric residuum stream)을 회수하기 위하여, 제1 액체상 및 상기 탑정을 분별하는, 상압 분별증류(atmospheric fractionation) 유닛;
    상기 감압 증류액 스트림 및 제1 잔사 스트림을 회수하기 위하여, 상기 탄화수소 상압 잔사 스트림을 분별하는, 감압 분별증류(vacuum fractionation) 유닛; 및
    상기 제1 잔사 스트림으로부터 상기 탈아스팔트 가스 오일 스트림 및 아스팔텐 스트림을 회수하기 위한, 용매 탈아스팔트 유닛;을 포함하는, 시스템.
  14. 청구항 13에 있어서,
    상기 아스팔텐 스트림을 합성 가스로 전환시키기 위한 제1 가스화 시스템을 더 포함하는, 시스템.
  15. 청구항 13에 있어서,
    상기 제1 가스상 및 상기 제2 가스상을, 상기 상압 분별증류 유닛으로 공급되는 증류액 스트림 및 상기 제1 비등층 수소화전환 반응기 시스템과 상기 제2 비등층 수소화전환 반응기 시스템으로 공급되는 수소로 전환시키기 위한, 제2 가스화 시스템을 더 포함하는, 시스템.
  16. 청구항 13에 있어서,
    상기 제3 물질 전달 장치는 탈거탑을 포함하는 것인, 시스템.
  17. 청구항 13에 있어서,
    상기 제1 물질 전달 장치는 고온/고압 분리기를 포함하는 것인, 시스템.
  18. 청구항 13에 있어서,
    상기 제2 물질 전달 장치는 고온/고압 분리기를 포함하는 것인, 시스템.
  19. 청구항 13에 있어서,
    상기 제2 비등층 수소화전환 반응기 시스템은, 최대 잔사 탄화수소 전화율 모드 또는 상기 RFCC 유닛 공급 모드 사이의 작동이 교대로 수행되도록 구성된 것인, 시스템.
  20. 청구항 19에 있어서,
    상기 제2 가스화 시스템은 압축기를 포함하는 것인, 시스템.
  21. 잔유를 고도화하기 위한 공정으로서,
    수소 및 잔유 탄화수소를 제1 수소첨가분해 촉매를 포함하는 제1 반응기로 공급하는 단계;
    상기 잔유의 적어도 일부를 분해하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소첨가분해 촉매의 존재 하에 상기 잔유 및 수소를 접촉시키는 단계;
    상기 제1 반응기로부터의 생성물을 제1 가스상 및 제1 액체상 생성물로 분리시키는 단계;
    수소 및 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획 및 감압 증류액 탄화수소 분획을 수소화처리 촉매를 포함하고 고정층 반응기인 제2 반응기로 공급하는 단계;
    상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획의 적어도 일부 및 상기 감압 증류액 탄화수소 분획을 수소화처리하기 위한 온도 및 압력 조건에서, 상기 수소화처리 촉매의 존재 하에 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획 및 수소를 접촉시키는 단계;
    상기 제2 반응기로부터의 생성물을 제2 가스상 및 제2 액체상 생성물로 분리시키는 단계;
    상기 제2 액체상 생성물을 제2 반응기 용출액 및 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 공급물로 분리시키는 단계;
    적어도 하나의 증류액 탄화수소 분획, 상기 감압 증류액 탄화수소 분획, 및 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 형성하기 위하여, 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액을 분별하는 단계; 및
    아스팔텐 분획 및 상기 탈아스팔트 오일 탄화수소 분획을 공급하기 위하여, 상기 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획을 용매 탈아스팔트 유닛으로 공급하는 단계;를 포함하는, 공정.
  22. 청구항 21에 있어서,
    상기 분별하는 단계는,
    상압 증류액의 범위 내에서 비등하는 탄화수소를 포함하는 분획 및 적어도 340 ℃의 표준 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제1 탑저 분획을 회수하기 위하여, 상압 증류탑에서 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액을 분리시키는 단계;
    감압 증류액의 범위 내에서 비등하는 탄화수소를 포함하는 분획 및 적어도 480 ℃의 비등점을 가지는 탄화수소를 포함하는 제2 탑저 분획을 회수하기 위하여, 감압 증류탑에서 상기 제1 탑저 분획을 분리하는 단계; 및
    상기 잔유 탄화수소 분획으로서 상기 제2 탑저 분획을 상기 용매 탈아스팔트 유닛으로 공급하는 단계;를 포함하는, 공정.
  23. 청구항 22에 있어서,
    수소-함유 가스 분획 및 증류액 분획을 회수하기 위하여, 상기 제1 가스상 및 상기 제2 가스상을 냉각시키는 단계; 및
    상기 증류액 분획을 상기 제1 액체상 생성물 및 상기 제2 반응기 용출액으로 공급하는 단계;를 더 포함하는, 공정.
  24. 청구항 23에 있어서,
    상기 회수된 수소의 적어도 일부를 상기 제1 반응기 및 상기 제2 반응기 중 적어도 하나로 재순환시키는 단계를 더 포함하는, 공정.
  25. 청구항 22에 있어서,
    상기 잔유의 일부 및 상기 제1 탑저 분획의 일부 중 적어도 하나를 수반하는 직접 열교환을 통하여, 상기 제2 탑저 분획을 냉각시키는 단계를 더 포함하는, 공정.
  26. 청구항 21에 있어서,
    상기 제2 반응기의 작동 온도 및 작동 압력 중 적어도 하나는 상기 제1 반응기의 작동 온도 및 작동 압력보다 낮은 것인, 공정.
  27. 청구항 21에 있어서,
    상기 적어도 하나의 잔유 탄화수소 분획은 적어도 480 ℃의 표준 비등점을 수반하는 탄화수소를 포함하는 것인, 공정.
  28. 잔사 탄화수소를 고도화하기 위한 시스템에 있어서,
    제1 용출액을 제조하기 위하여, 상기 잔사 탄화수소 및 수소를 제1 수소화전환 촉매와 접촉시키기 위한, 비등층 수소화전환 반응기 시스템;
    상기 제1 용출액을 제1 가스상 및 제1 액체상으로 분리시키는, 제1 물질 전달 장치;
    제2 용출액을 제조하기 위하여, 감압 증류액 스트림, 탈아스팔트 가스 오일 스트림, 및 수소를 수소화처리 촉매와 접촉시킴으로써 잔유 유동 접촉 분해(RFCC) 유닛 공급 모드로 작동하도록 구성된, 비등층 수소화전환 반응기 시스템;
    상기 제2 용출액을 제2 가스상 및 제2 액체상으로 분리시키는, 제2 물질 전달 장치;
    제2 액체상을 상기 RFCC 유닛 공급물 및 탑정으로 분리시키는, 제3 물질 전달 장치;
    탄화수소 상압 증류액 스트림 및 탄화수소 상압 잔사 스트림을 회수하기 위하여, 제1 액체상 및 상기 탑정을 분별하는, 상압 분별증류 유닛;
    상기 감압 증류액 스트림 및 제1 잔사 스트림을 회수하기 위하여, 상기 탄화수소 상압 잔사 스트림을 분별하는, 감압 분별증류 유닛; 및
    상기 제1 잔사 스트림으로부터 상기 탈아스팔트 가스 오일 스트림 및 아스팔텐 스트림을 회수하기 위한, 용매 탈아스팔트 유닛;을 포함하는, 시스템.
  29. 청구항 28에 있어서,
    상기 아스팔텐 스트림을 합성 가스로 전환시키기 위한 제1 가스화 시스템을 더 포함하는, 시스템.
  30. 청구항 28에 있어서,
    상기 제1 가스상 및 상기 제2 가스상을, 상기 상압 분별증류 유닛으로 공급되는 증류액 스트림 및 상기 제1 비등층 수소화전환 반응기 시스템과 상기 제2 비등층 수소화전환 반응기 시스템으로 공급되는 수소로 전환시키기 위한, 제2 가스화 시스템을 더 포함하는, 시스템.
  31. 청구항 28에 있어서,
    상기 제3 물질 전달 장치는 탈거탑을 포함하는 것인, 시스템.
  32. 청구항 28에 있어서,
    상기 제1 물질 전달 장치는 고온/고압 분리기를 포함하는 것인, 시스템.
  33. 청구항 28에 있어서,
    상기 제2 물질 전달 장치는 고온/고압 분리기를 포함하는 것인, 시스템.
  34. 청구항 28에 있어서,
    상기 제2 비등층 수소화전환 반응기 시스템은, 최대 잔사 탄화수소 전화율 모드 또는 상기 RFCC 유닛 공급 모드 사이의 작동이 교대로 수행되도록 구성된 것인, 시스템.
  35. 청구항 34에 있어서,
    상기 제2 가스화 시스템은 압축기를 더 포함하는 것인, 시스템.
KR1020197019132A 2016-12-22 2017-12-21 다단 잔유(resid) 수소첨가분해 KR102327288B1 (ko)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201662437859P 2016-12-22 2016-12-22
US62/437,859 2016-12-22
PCT/US2017/067921 WO2018119249A1 (en) 2016-12-22 2017-12-21 Multistage resid hydrocracking

Publications (2)

Publication Number Publication Date
KR20190082994A true KR20190082994A (ko) 2019-07-10
KR102327288B1 KR102327288B1 (ko) 2021-11-17

Family

ID=62625777

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020197019132A KR102327288B1 (ko) 2016-12-22 2017-12-21 다단 잔유(resid) 수소첨가분해

Country Status (11)

Country Link
US (1) US10731091B2 (ko)
EP (1) EP3559171A4 (ko)
KR (1) KR102327288B1 (ko)
CN (1) CN110139919B (ko)
BR (1) BR112019013123B1 (ko)
CA (1) CA3046985C (ko)
CO (1) CO2019007114A2 (ko)
MX (1) MX2019007435A (ko)
MY (1) MY195392A (ko)
RU (1) RU2722644C1 (ko)
WO (1) WO2018119249A1 (ko)

Families Citing this family (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10968403B2 (en) * 2017-01-12 2021-04-06 Marathon Petroleum Company Lp Hydrocracker activity management
US10696906B2 (en) 2017-09-29 2020-06-30 Marathon Petroleum Company Lp Tower bottoms coke catching device
CN109731513A (zh) * 2019-03-07 2019-05-10 湖南中天元环境工程有限公司 一种渣油加氢装置及方法
WO2020205210A1 (en) 2019-04-05 2020-10-08 Lummus Technology Llc A process for conversion of crudes and condensates to chemicals utilizing a mix of hydrogen addition and carbon rejection
US11975316B2 (en) 2019-05-09 2024-05-07 Marathon Petroleum Company Lp Methods and reforming systems for re-dispersing platinum on reforming catalyst
US11124714B2 (en) 2020-02-19 2021-09-21 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
FR3113062B1 (fr) * 2020-07-30 2023-11-03 Ifp Energies Now Procédé d’hydroconversion de résidus à plusieurs étages d’hydroconversion intégrant une étape de désasphaltage
US11590485B2 (en) 2021-01-13 2023-02-28 Saudi Arabian Oil Company Process for modifying a hydroprocessing catalyst
US20220268694A1 (en) 2021-02-25 2022-08-25 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11898109B2 (en) 2021-02-25 2024-02-13 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of hydrotreating and fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US11905468B2 (en) 2021-02-25 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US11692141B2 (en) 2021-10-10 2023-07-04 Marathon Petroleum Company Lp Methods and systems for enhancing processing of hydrocarbons in a fluid catalytic cracking unit using a renewable additive
US11802257B2 (en) 2022-01-31 2023-10-31 Marathon Petroleum Company Lp Systems and methods for reducing rendered fats pour point

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6017441A (en) * 1996-10-02 2000-01-25 Institut Francais Du Petrole Multi-step catalytic process for conversion of a heavy hydrocarbon fraction
KR20120036989A (ko) * 2009-06-23 2012-04-18 루머스 테크놀로지 인코포레이티드 멀티스테이지 리지드 하이드로크랙킹

Family Cites Families (24)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2987465A (en) * 1958-06-20 1961-06-06 Hydrocarbon Research Inc Gas-liquid contacting process
NL7510465A (nl) * 1975-09-05 1977-03-08 Shell Int Research Werkwijze voor het omzetten van koolwaterstoffen.
US4239616A (en) 1979-07-23 1980-12-16 Kerr-Mcgee Refining Corporation Solvent deasphalting
US4354928A (en) 1980-06-09 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Supercritical selective extraction of hydrocarbons from asphaltic petroleum oils
US4354922A (en) 1981-03-31 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Processing of heavy hydrocarbon oils
FR2504934A1 (fr) 1981-04-30 1982-11-05 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de desasphaltage au solvant de fractions lourdes d'hydrocarbures
US4591426A (en) 1981-10-08 1986-05-27 Intevep, S.A. Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content
US4536283A (en) 1984-08-20 1985-08-20 Exxon Research And Engineering Co. Integrated process for deasphalting heavy oils using a gaseous antisolvent
FR2753984B1 (fr) * 1996-10-02 1999-05-28 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une fraction lourde d'hydrocarbures impliquant une hydrodemetallisation en lit bouillonnant de catalyseur
FR2776297B1 (fr) 1998-03-23 2000-05-05 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape d'hydrotraitement en lit fixe, une etape de conversion en lit bouillonnant et une etape de craquage catalytique
US6436279B1 (en) * 2000-11-08 2002-08-20 Axens North America, Inc. Simplified ebullated-bed process with enhanced reactor kinetics
US7214308B2 (en) 2003-02-21 2007-05-08 Institut Francais Du Petrole Effective integration of solvent deasphalting and ebullated-bed processing
ITMI20042445A1 (it) * 2004-12-22 2005-03-22 Eni Spa Procedimento per la conversione di cariche pesanti quali greggi pesanti e residui di distillazione
EP1931752B1 (en) * 2005-09-26 2018-08-08 Haldor Topsøe A/S Hydrotreating and hydrocracking process and apparatus
ITMI20061511A1 (it) * 2006-07-31 2008-02-01 Eni Spa Procedimento per la conversione totale a distillati di cariche pesanti
FR2910487B1 (fr) * 2006-12-21 2010-09-03 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de residus incluant 2 desasphaltages en serie
FR2964387A1 (fr) * 2010-09-07 2012-03-09 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion de residu integrant une etape de desasphaltage et une etape d'hydroconversion avec recycle de l'huile desasphaltee
CN201832624U (zh) * 2010-10-14 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 催化剂在线置换式反应器
US10400184B2 (en) * 2011-08-31 2019-09-03 Exxonmobil Research And Engineering Company Hydroprocessing of heavy hydrocarbon feeds using small pore catalysts
US20140034549A1 (en) * 2012-08-03 2014-02-06 Lummus Technology Inc. Residue hydrocracking
US20140221709A1 (en) * 2013-02-04 2014-08-07 Lummus Technology Inc. Integration of residue hydrocracking and solvent deasphalting
US20140221713A1 (en) * 2013-02-04 2014-08-07 Lummus Technology Inc. Residue hydrocracking processing
US9273256B2 (en) * 2013-02-25 2016-03-01 Foster Wheeler Usa Corporation Increased production of fuels by integration of vacuum distillation with solvent deasphalting
FR3030567B1 (fr) * 2014-12-18 2017-02-03 Axens Procede de conversion profonde de residus maximisant le rendement en essence

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6017441A (en) * 1996-10-02 2000-01-25 Institut Francais Du Petrole Multi-step catalytic process for conversion of a heavy hydrocarbon fraction
KR20120036989A (ko) * 2009-06-23 2012-04-18 루머스 테크놀로지 인코포레이티드 멀티스테이지 리지드 하이드로크랙킹

Also Published As

Publication number Publication date
MX2019007435A (es) 2020-11-11
CA3046985C (en) 2021-07-13
CN110139919A (zh) 2019-08-16
US10731091B2 (en) 2020-08-04
CN110139919B (zh) 2022-02-08
EP3559171A1 (en) 2019-10-30
EP3559171A4 (en) 2020-11-18
BR112019013123B1 (pt) 2023-04-04
BR112019013123A2 (pt) 2019-12-10
MY195392A (en) 2023-01-18
WO2018119249A1 (en) 2018-06-28
KR102327288B1 (ko) 2021-11-17
CO2019007114A2 (es) 2019-07-31
US20180179457A1 (en) 2018-06-28
CA3046985A1 (en) 2018-06-28
RU2722644C1 (ru) 2020-06-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR102327288B1 (ko) 다단 잔유(resid) 수소첨가분해
US9873839B2 (en) Multistage resid hydrocracking
KR101698596B1 (ko) 200 중량 ｐｐｍ 내지 2 중량％의 아스팔텐을 함유한 공급원료가 포함된 전환 가능한 반응기를 포함하는 수소화분해 방법
EP2951272B1 (en) Intergration of residue hydrocracking and solvent deasphalting
US20090159493A1 (en) Targeted hydrogenation hydrocracking
KR101831039B1 (ko) 잔사유 수소첨가분해 및 수소첨가처리의 통합
CA2897212C (en) Residue hydrocracking processing
CA2323910A1 (en) Integrated hydroconversion process with reverse hydrogen flow
US20100200459A1 (en) Selective staging hydrocracking
CN114058404A (zh) 具有若干个加氢转化阶段、并入脱沥青步骤的转化渣油加氢的方法

Legal Events

Date Code Title Description
A201 Request for examination
E902 Notification of reason for refusal
E701 Decision to grant or registration of patent right
GRNT Written decision to grant