Opis wynalazku Wynalazek niniejszy dotyczy sposobów konwersji surowca wrz acego w zakresie pró zniowego oleju nap edowego do wysokiej jako sci destylatów srednich i/lub benzyn ci ezkich i l zejszych produk- tów, a w szczególno sci do wieloetapowego sposobu z wykorzystaniem pojedynczego obiegu wodoru. W rafinacji surowej ropy naftowej hydrokrakery oleju nap edowego stosowane s a do konwersji ciezkich olejów nap edowych do produktów l zejszych z zastosowaniem jednego etapu reakcji lub wielu etapów reakcji. W wi ekszo sci przypadków ró zne etapy reakcji pracuj a przy podobnych ci snieniach. Kiedy poziomy cisnie n s a ró zne, stosuje si e oddzielne obiegi wodoru. Wiele etapów reakcji stosuje si e dla osi agni ecia nast epuj acych celów: • wysokiej konwersji przy zastosowaniu minimalnej obj eto sci reaktora i ca lkowitej obj eto sci kata- lizatora; • lepszych jako sci produktu; • ni zszego zu zycia wodoru. Stosowanie uk ladów wielu reakcji wymaga wi ecej wyposa zenia, w tym wielu kosztownych pomp i spr ezarek wysokoci snieniowych. W opisie patentowym USA nr 5980729 ujawniono konfiguracj e z wieloma strefami reakcji w po- jedynczym obiegu wodoru. W sposobie stosuje si e gor ac a kolumn e odp edow a poni zej strefy odazo- towania/odsiarczania. Ciecz z gor acej kolumny odp edowej jest pompowana do reaktora hydrokrakingu w górze strumienia za reaktorem hydrorafinacji. Olej powrotny z sekcji frakcjowania jest równie z pom- powany z powrotem do reaktora hydrokrakingu. W typowej obróbce wodorem, konieczne jest przeprowadzenie wodoru z fazy par do fazy cie- k lej, gdzie b edzie on dost epny do reakcji z cz asteczk a surowca naftowego na powierzchni katalizato- ra. Dokonuje si e tego przez cyrkulowanie przez z lo ze katalizatora bardzo du zych obj eto sci gazowego wodoru i oleju. Wodór i olej przep lywaj a poprzez z lo ze i wodór jest absorbowany do cienkiego filmu oleju rozprowadzonego na katalizatorze. Poniewa z potrzebna ilo sc wodoru mo ze by c du za, 1000 do 5000 SCF/bbl cieczy, i potrzebna ilosc katalizatora równie z mo ze by c du za, reaktory s a bardzo du ze i mog a pracowa c w ostrych warunkach, od kilkuset psi a z do 35 MPa (5000 psi) i w temperaturach od oko lo 204,4°C (400°F) do 482,2°C (900°F). W opisie patentowym USA nr 6224747 ujawniono hydrokraking strumienia VGO w strefie reakcji hydrokrakingu w ramach zintegrowanego procesu hydrokonwersji. Odciek ze strefy reakcji hydrokra- kingu laczy si e ze strumieniem zasilaj acym zawieraj acym lekkie aromaty, i wymieszany strumie n pod- daje hydrorafinacji w strefie reakcji hydrorafinacji. Odciek po hydrokrakingu s lu zy jako odbiornik ciep la dla strefy reakcji hydrorafinacji. Zintegrowany uklad reakcji umo zliwia stosowanie pojedynczego zasi- lania wodorem i jednego uk ladu recyrkulacji do stosowania w uk ladach dwóch reakcji. Brak jest jednak kontroli temperatury mi edzy stref a reakcji hydrokrakingu, a stref a reakcji hydrorafinacji. W opisie patentowym USA nr 3592757 (Baral) zilustrowano kontrol e temperatury mi edzy stre- fami za pomoc a wymienników ciep la, jak w niniejszym wynalazku. Baral nie stosuje pojedynczego obiegu wodoru, jak w niniejszym wynalazku. Baral ujawnia reaktor do hydrorafinacji (podobny jak re- aktor do hydrotreatingu), pracuj acy w szeregu z reaktorem do hydrokrakingu, z którego frakcj e produk- tu doprowadza si e do hydrogenatora. Hydrorafinator zasilany jest olejem gazowym z wodorem uzu- pe lniaj acym i wodorem powrotnym. Do strumienia produktu hydrorafinowania dodaje si e strumie n powrotny i dodatkowy wodór powrotny i mieszanin a zasila reaktor hydrokrakingu. Strumie n produktu z reaktora hydrokrakingu och ladza si e i rozdziela na strumie n par i strumie n ciek ly. Strumie n par poda- je si e do spr ezarki wodoru powrotnego i zawraca do hydrorafinatora. Strumie n ciek ly frakcjonuje si e na strumie n górny, srodkowy i dolny. Strumie n dolny zawraca si e do reaktora hydrokrakingu. Strumie n srodkowy miesza si e z wodorem ze sprezarki wodoru uzupe lniaj acego i kieruje do hydrogenatora. Wodór odzyskany z hydrogenatora spr eza si e na etapie sprezarki wodoru uzupe lniaj acego i kieruje do hydrorafinatora. W opisie patentowym USA nr 5114562 (Haun et al.) ujawniono dwustopniowy proces hydrood- siarczania (podobny do hydrorafinacji) i proces uwodorniania w eglowodorów z destylatu. Mi edzy dwoma stopniami znajduje si e wymiennik ciep la, ale nie zastosowano pojedynczego obiegu wodoru. Zastosowano dwie szeregowo ustawione oddzielne strefy reakcji, pierwsza strefa hydroodsiarczania i druga strefa uwodorniania. Wsad miesza si e z wodorem powrotnym i dostarcza do reaktora odsiar- czania. Siarkowodór odpedza si e z produktu reaktora odsiarczania za pomoc a przeciwpr adowego przep lywu wodoru. Ciek ly strumie n produktu z tej operacji odp edzania miesza si e z relatywnie czystymPL 203 657 B1 3 wodorem powrotnym i mieszanin e dostarcza do strefy reakcji uwodorniania. Wodór odzyskuje si e z reaktora uwodorniania i zawraca jako strumie n podzielony do reaktora odsiarczania i do reaktora uwodorniania. Wodór z operacji odp edzania przepuszcza si e przez separator, miesza z cz esci a wodo- ru powrotnego kierowan a do reaktora uwodorniania, spr eza, przepuszcza przez etap obróbki i zawra- ca do reaktora uwodorniania. Tak wi ec, strumie n wsadu w eglowodorowego przechodzi kolejno przez szeregowo ustawione reaktory odsiarczania i uwodorniania, przy czym wodór o relatywnie niskim ci- snieniu jest dostarczany do etapu odsiarczania, a wodór o relatywnie wysokim ci snieniu jest dostar- czany do etapu uwodorniania. Omówienie wynalazku Pierwsze wykonanie tego wynalazku jest ujawnione na Fig. 1. Konfiguracja procesu dla tego pierwszego wykonania jest inna ni z w opisie patentowym USA nr 5980729 pod wieloma wzgl edami. Reaktor podstawowy jest kombinacj a reaktora hydrorafinacji-hydrokrakingu, bez wykorzystywania cieczy zawracanej. Ciecz z gor acej kolumny odp edowej poni zej reaktora jest rozpr ezana do nast epnego etapu re- akcji, gdzie reakcje hydrokrakingu s a doka nczane. Do transferu cieczy nie jest stosowana zadna pompa. Ponadto, drugi etap hydrokrakingu pracuje pod ni zszym ci snieniem ni z pierwszy etap reakcji. Zgodnie z wynalazkiem, mo zna uzyska c konwersje od umiarkowanych do wysokich, stosuj ac pojedynczy obieg wodoru. Jako sc produktu mo zna modyfikowa c tak, aby dok ladnie spe lni c specyfika- cje, eliminuj ac straty produktu i oszcz edzaj ac wodór. Ci snienia w stopniach reakcji utrzymywane s a na poziomach odpowiednich dla poszczególnych typów charakterystyk wsadu, to jest tylko reaktor pierw- szego stopnia, który przerabia najtrudniejsze wsady, musi pracowa c pod najwy zszymi ci snieniami. W procesie nie s a zaanga zowane wysoka temperatura i pompy wysokoci snieniowe. Drugi stopie n reaktora hydrokrakingu mo ze pracowa c w trybie wspó lpr adowym lub przeciwpr adowym w stosunku do gazu reakcyjnego, którym w niniejszym wynalazku jest przede wszystkim wodór uzupe lniaj acy. Drugi stopie n reakcji hydrokrakingu jest zasilany wysokiej jako sci wodorem uzupe lniaj acym w celu maksy- malizacji ci snienia cz astkowego wodoru. Do drugiego stopnia wprowadza si e katalizator o bardzo wysokiej aktywno sci, który mo ze by c stosowany do hydrokrakingu pod relatywnie niskimi ci snieniami. Drugi wariant wynalazku jest ujawniony na Fig. 2 i 3. Strumie n VGO jest najpierw poddawany hydrokrakingowi w strefie reakcji hydrokrakingu pierwszego stopnia w ramach zintegrowanego proce- su hydrokonwersji. Zintegrowany proces hydrokonwersji posiada co najmniej jeden stopie n hydrokra- kingu i co najmniej jeden stopie n hydrorafinacji. Odciek ze strefy reakcji hydrokrakingu pierwszego stopnia jest laczony ze strumieniem wsadu zawieraj acym lekkie aromaty, i zmieszany strumie n jest poddawany hydrorafinacji w drugim stopniu, który zawiera stref e reakcji hydrorafinacji. Mi edzy stref a reakcji hydrokrakingu w pierwszym stopniu a stref a reakcji hydrokrakingu w drugim stopniu zachodzi wymiana ciep la, umo zliwiaj aca kontrol e temperatury w strefie hydrorafinacji w pierwszym stopniu. Temperatura reaktora hydrorafinacji pierwszego stopnia jest ni zsza ni z temperatura reaktora do hy- drokrakingu pierwszego stopnia. Poprawia to wysycenie konwertowanych w eglowodorów w aromaty oraz pozwala na stosowanie innego katalizatora w strefie reakcji hydrorafinacji pierwszego stopnia ni z katalizator, który mo ze by c obecny w nast epnych strefach hydrokrakingu. W jednym wykonaniu, od- ciek z reaktora hydrorafinacji pierwszego stopnia jest ogrzewany w wymienniku, nast epnie podawany do gor acego separatora wysokoci snieniowego, w którym lekkie frakcje szczytowe s a odbierane i po- dawane do zimnego separatora wysokoci snieniowego. W zimnym separatorze wysokoci snieniowym od góry usuwane s a wodór i siarkowodór, a materia ly wrz ace w zakresie benzyn i oleju nap edowego do silników diesla s a podawane do kolumny frakcjonuj acej. Nast epnie siarkowodór usuwa si e w ab- sorberze, a wodór spr eza si e i zawraca do wykorzystania jako mi edzyz lo zowy srodek ch lodz acy oraz miesza z wsadem pró zniowego oleju gazowego. Ciek ly odciek z wysokoci snieniowego gor acego separatora, który mo ze zawiera c materia ly wrz ace w zakresie oleju nap edowego, jest równie z podawany do kolumny frakcjonuj acej. Pozosta lo sc z kolumny frakcjonuj acej mo ze by c nast epnie poddana hydrokrakingowi, a produkty mog a by c na- st epnie poddane hydrorafinacji w jednostkach nie przedstawionych na rysunku. Drugi wariant wynalazku zapewnia szereg znacz acych korzy sci. Wynalazek dostarcza sposobu obróbki dwóch strumieni rafineryjnych przy u zyciu jednego zasilania wodorem i jednego uk ladu odzy- skiwania wodoru. Ponadto, niniejszy wynalazek dostarcza sposobu hydrokrakingu strumienia rafine- ryjnego i hydrorafinacji drugiego strumienia rafineryjnego ze wspólnym zasilaniem wodorem. Wsad do strefy reakcji hydrokrakingu nie jest zanieczyszczony zanieczyszczeniami obecnymi w strefie reakcji hydrorafinacji. Niniejszy wynalazek dotyczy nast epnie obróbki wodorem dwóch lub wi ecej ró znychPL 203 657 B1 4 strumieni rafineryjnych w zintegrowanym procesie hydrokonwersji przy utrzymaniu dobrego czasu zycia katalizatora i wysokich wydajno sci zadanych produktów, zw laszcza produktów rafineryjnych w zakresie destylatu. Takie ró zne strumienie rafineryjne mog a pochodzi c z ró znych procesów rafine- ryjnych, takich jak VGO, pochodz acy z odcieku z hydrorafinera VGO, który zawiera relatywnie ma lo zanieczyszcze n katalizatora i/lub aromatów, oraz olej regenerowany FCC lub olej nap edowy z prze- róbki zachowawczej, który zawiera znaczne ilo sci zwi azków aromatycznych. Krótki opis rysunków Figury rysunku ilustruj a wiele stopni reakcji z zastosowaniem pojedynczego obiegu wodoru. Figura 1 obrazuje zastosowanie mi edzystopniowej gor acej kolumny odp edowej i mi edzystop- niowego gor acego separatora. Figura 2 ilustruje reaktor do hydrokrakingu i reaktor do hydrorafinacji ustawione szeregowo, w jednym obiegu wodoru, rozdzielone wymiennikiem ciep la. Materia ly lekkie i ci ezkie s a oddzielane od siebie. Z produktów lekkich mo zna usun ac wodór i siarkowodór. Wodór jest sprezany i zawracany. Produkty s a przesy lane do kolumny frakcjonuj acej. Figura 3 ilustruje etap hydrokrakingu, po którym nast epuje separacja i frakcjonowanie. Materia l odbierany od góry jest laczony z lekkim strumieniem aromatycznym i poddawany hydrorafinacji. Wo- dór jest oddzielany z odcieku z hydrorafinacji i zawracany. Produkty s a przesy lane do kolumny frak- cjonuj acej. Szczegó lowy opis wynalazku Opis figury 1. Wst epnie ogrzany surowiec olejowy w strumieniu 1 jest mieszany z wodorem w strumieniu 40, który jest ogrzanym wst epnie gazowym wodorem powrotnym i uzupe lniaj acym (gaz zasilaj acy reaktor). Wsad jest wst epnie ogrzewany w procesowym wymienniku ciep la, doprowadzo- nym do ci snienia reaktora za pomoc a pompy zasilaj acej. Mieszanina wsadu i gazu zasilaj acego reak- tor, teraz w strumieniu 2, przed wej sciem do pierwszego stopnia, umieszczonego w dole strumienia reaktora podstawowego ze z lo zem ustalonym (3), jest dalej ogrzewana za pomoc a wymiennika ciep la (w wymienniku 41) i ko ncowego pieca (42). Reaktor podstawowy, czyli reaktora pierwszego stopnia, zawiera wiele z ló z katalizatorów hydrorafinacji, które mog a by c z lo zami katalizatorów hydrorafinacji albo hydrokrakingu. Zimny wodór ze spr ezarki gazu recyrkuluj acego jest stosowany jako mi edzyz lo- zowy strumie n ch lodz acy (4, 5, 6). Odciek 7 z reaktora pierwszego stopnia, który zosta l poddany hydrorafinacji i cz esciowemu hy- drokrakingowi, zawiera siarkowodór, amoniak, lekkie gazy, benzyn e ciezk a, destylat sredni, oraz hy- drorafinowany pró zniowy olej nap edowy. Odciek wchodzi do gor acego separatora wysokoci snienio- wego (8) pod nieco ni zszym ci snieniem i w nieco ni zszej temperaturze, gdzie z niekonwertowanego oleju usuwana jest wi ekszosc oleju nap edowego i l zejszego materia lu. Gor acy separator wysokoci- snieniowy ma pier scieniowe tace obrotowe. Bogaty w wodór gaz, ogrzany w wymienniku 38, wprowa- dza si e od do lu w celu przep edzenia przez strumie n 9. Strumie n 11 zawiera frakcj e szczytow a z gor acego separatora wysokoci snieniowego. W tym punkcie mo zna wprowadzi c wsady zewn etrzne wrz ace w zakresie destylatów srednich, takie jak lekki olej obiegowy (LCO), lekki koksowniczy olej nap edowy (LCGO), atmosferyczny olej nap edowy (AGO), lekki olej nap edowy z procesu Visbreaker (LVBGO), itp. (10). Strumie n 11 jest och ladzany poprzez procesow a wymian e ciep la lub przez generowanie przed wej sciem do wysokoci snieniowego przepar- nika wodorowego-reaktora hydrorafinacji (14). Ciecz w strumieniu 11 sp lywa w dó l poprzez z lo ze wy- pe lnienia zawieraj ace katalizator hydrorafinacji, kontaktuj ac si e ze sp lywaj acym przeciwpr adowo wo- dorem ze strumienia 25. Strumie n górny 15 zawiera przede wszystkim wodór, amoniak i siarkowodór, oraz pewn a ilo sc gazów lekkich i benzyny ciezkiej. Jest on och ladzany poprzez procesow a wymian e ciep la (44), kon- taktowany z wod a (45), i dalej ch lodzony poprzez ch lodzenie powietrzne (46), po czym podawany do zimnego separatora wysokoci snieniowego nr 1 (17). Wstrzykni ecie wody pozwala na usuni ecie wi ek- szo sci amoniaku z gazowego wodoru w postaci roztworu wodorosiarczku amonu. Wodór, siarkowodór i lekkie gazy w eglowodorowe s a usuwane od góry jako strumie n 18. Strumie n 20 jest to kwa sny stru- mie n wodny zawieraj acy wodorosiarczek amonu. Strumie n 19 jest strumieniem w eglowodorowym zawieraj acym benzyn e ciezk a, naft e i produkty z zakresu oleju nap edowego. Strumie n 18 jest przesy- lany do absorbera aminowego (21), gdzie przez kontaktowanie z amin a (47) usuwana jest prawie ca la ilo sc siarkowodoru ze strumienia bogatego w wodór. Po usuni eciu siarkowodoru gaz jest przesy lany do spr ezania do spr ezarki gazu powrotnego (23). Spr ezony gaz powrotny (24) jest rozdzielany na strumienie 25 i 26. Strumie n 26 jest dalej rozdzielany na gaz powrotny jako wsad do pierwszegoPL 203 657 B1 5 stopnia (27) i strumie n 28, który dostarcza o srodek ch lodz acy do pierwszego stopnia. Amina opuszcza absorber jako strumie n 48. Pozostalo sc podestylacyjn a z gor acego separatora wysokoci snieniowego, strumie n 12, mo zna podda c obni zeniu ci snienia i och lodzi c za pomoc a procesu wymiany ciep la przed podaniem jej jako wsadu do reaktora drugiego stopnia (30), w którym reakcje hydrokrakingu s a doka nczane, a nieprze- kszta lcony materia l w strumieniu 12 jest dalej przekszta lcany w olej nap edowy i l zejsze produkty. Re- aktor drugiego stopnia jest zasilany wodorem uzupe lniaj acym o wysokiej czysto sci (31) z po sredniego stopnia spr ezarki wodoru uzupe lniaj acego (49). W korzystnym trybie, wodór przep lywa przez reaktor przeciwpr adowo w gór e w celu maksymalizacji korzy sci cz astkowego ci snienia wodoru. Wynalazek b edzie równie z dzia lal przy wspó lpr adowym wprowadzaniu wodoru uzupe lniaj acego. Wymagania dla gazu zasilajacego do reaktora drugiego stopnia, je sli chodzi o odpowiedni stosunek gazu do oleju, mo zna spe lni c przez wprowadzenie ca lego wodoru uzupe lniaj acego wymaganego we wszystkich stopniach reakcji od czo la reaktora drugiego stopnia. Wynalazek ma jednak wymaganie, aby wodór powrotny ze spr ezarki wodoru powrotnego wprowadzony by l poprzez strumie n 35. W drugim stopniu reakcji pracuje si e w czystym otoczeniu, wolnym od amoniaku i siarkowodoru, zatem sta le szybko sci reakcji hydrokrakingu s a znacznie wy zsze. Deaktywacja katalizatora jest znacznie zmniejszona. Czynniki te umo zliwiaj a prac e przy ni zszych cz astkowych ci snieniach wodoru i przy zmniejszonym zapotrzebowaniu na katalizator. Ni zsze z lo ze lub z lo za reaktora drugiego stopnia (30) mo zna za ladowa c katalizatorem hydrorafi- nacji, kiedy wprowadza si e materia l z zakresu oleju nap edowego (16) z przeparnika wodorowego (14) w celu doko nczenia nasycenia aromatów i innych reakcji hydrorafinacji. Alternatywnie, strumie n 16 mo zna przes la c bezpo srednio do sekcji frakcjonowania, je sli jako sc oleju nap edowego jest odpo- wiednia. W reaktorze 30 znajduj a si e co najmniej dwa, korzystnie trzy do czterech, z lo za katalizatora ob- róbki wodorem. Katalizatorem mo ze by c metal szlachetny albo katalizator obróbki wodorem na bazie metalu szlachetnego. Strumie n 33, który pochodzi z góry reaktora, zawiera przede wszystkim wodór, chocia z mo ze by c obecna niewielka ilo sc H 2 S i amoniaku. Jest on ch lodzony za pomoc a procesowej wymiany ciep la (50), po czym przesy lany do zimnego separatora wysokoci snieniowego nr 2 (17.5). Para szczytowa z zimnego separatora wysokoci snieniowego nr 2 przechodzi do spr ezarki wodoru uzu- pe lniaj acego (49), do ko ncowego etapu spr ezania. Ciek ly odciek z reaktora 30, strumie n 34, który zawiera lekkie gazy, ci ezk a benzyn e, destylat sredni i hydrorafinowany olej nap edowy, jest och ladzany za pomoc a procesowego wymiennika cie- p la (51) i przesy lany do zimnego separatora wysokoci snieniowego nr 2 (17.5). Pozosta lo sc (przewód 37) z zimnego separatora wysokoci snieniowego nr 2 jest przesy lany do frakcjonowania. Sprezarka wodoru uzupe lniaj acego (49) jest wielostopniow a maszyn a z typowo trzema do czte- rech stopni spr ezania. Po ka zdym stopniu spr ezania gaz jest ch lodzony i kondensaty oddzielane w separatorze do oddzielania gazu od cieczy (KOD). W sposobie wed lug wynalazku gaz do drugiego stopnia reakcji jest wycofywany po po srednim etapie spr ezania. Strumie n gazu (31) jest przesy lany do drugiego stopnia reakcji (30) i jest zawracany poprzez zimny separator wysokoci snieniowy nr 2 (stru- mie n 36) do ko ncowego stopnia spr ezania spr ezarki wodoru uzupe lniaj acego. Po ostatnim etapie sprezania, wodór uzupe lniaj acy o wysokim ci snieniu jest przesy lany do pierwszego stopnia reakcji, strumienia 39 i do gor acego separatora. Obecnie omówiona zostanie figura 2, która ujawnia korzystne wykonania wynalazku. Na figu- rach nie uwzgl edniono ró znych cz esci wyposa zenia dodatkowego, takiego jak wymienniki ciep la, skraplacze, pompy i spr ezarki, które nie s a istotne dla wynalazku. Na figurze 2 przedstawiono dwa reaktory sp lywowe 5 i 15. Mi edzy nimi znajduje si e wymiennik ciep la 20. Ka zdy reaktor naczynia zawiera co najmniej jedn a stref e reakcji. Reakcja pierwszego stop- nia, hydrokraking, zachodzi w reaktorze 5. Reakcja drugiego stopnia, hydrorafinacja, zachodzi w reak- torze 15. Ka zdy reaktor jest zobrazowany jako maj ace trzy z lo za katalizatora. Pierwszy reaktor 5 s luzy do krakowania pierwszego strumienia rafineryjnego 1. Drugi reaktor 15 s lu zy do usuwania cz asteczek zawieraj acych azot i aromatycznych z drugiego strumienia rafineryjnego 17. Odpowiedni stosunek obj eto sciowy obj eto sci katalizatora w pierwszym reaktorze do obj eto sci katalizatora w drugim naczyniu reakcyjnym obejmuje szeroki zakres, zale znie od stosunku pierwszego strumienia rafineryjnego do drugiego strumienia rafineryjnego. Typowe stosunki leza generalnie w zakresie mi edzy 20:1 a 1:20.PL 203 657 B1 6 Korzystny stosunek obj eto sciowy jest zawarty mi edzy 10:1 a 1:10. Bardziej korzystny stosunek obj e- to sciowy jest zawarty mi edzy 5:1 a 1:2. W zintegrowanym procesie pierwszy strumie n rafineryjny 1 jest laczony z bogatym w wodór strumieniem 4 z wytworzeniem pierwszego wsadu 12. Strumie n wychodz acy z pieca 30, strumie n 13, jest podawany do pierwszego reaktora 5. Bogaty w wodór strumie n 4 zawiera ponad 50% wodoru, a pozosta lo sc stanowi a ró zne ilo sci gazów lekkich, w laczaj ac gazy w eglowodorowe. Bogaty w wodór strumie n gazowy 4 pokazany na rysunku jest mieszank a wodoru uzupe lniaj acego 3 i wodoru powrot- nego 26. Jakkolwiek stosowanie wodoru powrotnego jest generalnie preferowane ze wzgl edów eko- nomicznych, to nie jest wymagane. Przed wprowadzeniem do pierwszego naczynia reakcyjnego 5, w którym korzystnie przebiega hydrokraking, pierwszy wsad 1 mo ze by c ogrzewany w jednym lub wi ekszej liczbie wymienników ciep la, takich jak wymiennik 10, pojawiaj ac si e jako strumie n 12, i w jednym lub wi ekszej liczbie ogrzewaczy, takich jak ogrzewacz 30, (pojawiaj ac si e jako strumie n 13). Hydrorafinacja korzystnie zachodzi w reaktorze 15. Wodór mo ze by c tak ze dodawany jako strumie n ch lodz acy poprzez przewody 6 i 7, oraz 9 i 11 (który równie z pochodzi ze strumienia wodoru 4) do ch lodzenia odpowiednio pierwszego i drugiego stopnia reakcji. Odciek ze stopnia hydrokrakingu, strumie n 14, jest ch lodzony w wymienniku ciep la 20 za pomoc a strumienia 2. Strumie n 2 wrze w zakresie oleju nap edowego i mo ze to by c lekki olej obie- gowy, lekki olej nap edowy, atmosferyczny olej nap edowy lub mieszanina tych trzech. Strumie n 2 po- jawia si e z wymiennika 20 jako strumie n 16 i laczy si e ze strumieniem 14 kiedy ten wychodzi z wy- miennika 20, tworz ac polaczony wsad 17. Wodór w strumieniu 8 laczy si e z po laczonym wsadem 17 zanim ten wejdzie do naczynia 15. Strumie n 17 wchodzi do naczynia 15 do hydrorafinacji, i wychodzi jako strumie n 18. Drugi stopie n reakcji w reaktorze 15, zawiera co najmniej jedno z loze katalizatora, takiego jak katalizator hydrorafinacji, który jest utrzymywany w warunkach wystarczaj acych do konwersji co naj- mniej cz esci zwi azków azotowych i co najmniej cz esci zwi azków aromatycznych w drugim wsadzie. Strumieniem wodoru 4 mo ze by c wodór powrotny ze spr ezarki 40. Alternatywnie, strumieniem 4 mo ze by c strumie n swie zego wodoru, pochodz acy ze zróde l zewn etrznych w stosunku do niniejszego procesu. Strumie n 18, odciek z drugiego stopnia reakcji, zawiera energi e termiczn a, któr a mo zna odzy- ska c na drodze wymiany ciep la, na przyk lad tak jak w wymienniku ciep la 10. Odciek z drugiego stop- nia 18 wychodzi z wymiennika 10 jako strumie n 19 i jest podawany do gor acego separatora wysokoci- snieniowego 25. Ciek ly odciek z gor acego separatora wysokoci snieniowego 25, strumie n 22, jest po- dawany do frakcjonowania. Szczytowy strumie n gazowy z separatora 25, strumie n 21, jest laczony z wod a ze strumienia 23 do ch lodzenia. Och lodzony teraz strumie n 21 wchodzi do zimnego separato- ra wysokoci snieniowego 35. Lekkie ciecze podawane s a do frakcjonowania w strumieniu 27 (który laczy si e ze strumieniem 22), a kwa sna woda jest usuwana poprzez strumie n 34. Szczytowy gazowy strumie n 24 przechodzi do absorbera aminowego 45, do usuni ecia gazowego siarkowodoru. Nast ep- nie oczyszczony wodór przechodzi, poprzez strumie n 26, do sprezarki 40, gdzie jest dopr ezany i po- dawany jako powrotny do jednego lub wiekszej liczby reaktorów i jako strumie n ch lodz acy do ch lo- dzenia stref reakcji. Takie zastosowania wodoru s a dobrze znane w sztuce. Przyk ladowy schemat separacji jest opisany w opisie patentu USA nr 5082551. Absorber 45 mo ze zawiera c srodki do kontaktowania sk ladnika gazowego odcieku z reakcji 19 z roztworem, takim jak alkaliczny roztwór wodny, do usuwania zanieczyszcze n takich jak siarkowodór i amoniak, które mog a by c generowane w stopniach reakcji i mog a by c obecne w odcieku z reakcji 19. Korzystnie, bogaty w wodór strumie n gazowy 24 jest odbierany ze strefy separacji w temperaturze w zakresie 37,8°C - 148,9°C (100°F-300°F) lub 37,8°C - 93,3°C (100°F-200°F). Ciek ly strumie n 22 jest dalej rozdzielany w kolumnie frakcjonuj acej 50 na szczytowy strumie n benzyny 28, strumie n benzyny ci ezkiej 29, frakcj e nafty 31, strumie n oleju nap edowego 32 i pozosta- losc z kolumny frakcjonuj acej 33. Korzystny produkt destylacji ma zakres temperatur wrzenia w zakre- sie 121,1°C - 371,1°C (250°F-700°F). Po zadana jest tak ze frakcja benzyny lub benzyny ci ezkiej, ma- jaca temperatur e wrzenia w zakresie C 5 -204,4°C (C 5 -400°F). Na figurze 3 przedstawiono dwa reaktory sp lywowe 5 i 15. Pierwszy stopie n reakcji, hydro- kraking, zachodzi w reaktorze 5. Drugi stopie n, hydrorafinacja, zachodzi w reaktorze 15. Ka zdy re- aktor zawiera co najmniej jedn a stref e reakcji. Ka zdy reaktor jest przedstawiony jako maj acy trzy z lo za katalizatora. Pierwszy reaktor 5 s lu zy do krakowania pierwszego strumienia rafineryjnego 1. Drugi reaktor 15 s lu zy do usuwania cz asteczek zawieraj acych azot i aromatycznych z drugiegoPL 203 657 B1 7 strumienia rafineryjnego 34. Odpowiedni stosunek obj eto sciowy obj eto sci katalizatora w pierwszym reaktorze do obj eto sci katalizatora w drugim reaktorze obejmuje szeroki zakres, zale znie od stosunku pierwszego strumienia rafineryjnego do drugiego strumienia rafineryjnego. Typowe stosunki le za ge- neralnie w zakresie mi edzy 20:1 a 1:20. Korzystny stosunek obj eto sciowy jest zawarty mi edzy 10:1 a 1:10. Bardziej korzystny stosunek obj eto sciowy jest zawarty mi edzy 5:1 a 1:2. W zintegrowanym procesie pierwszy strumie n rafineryjny 1 jest laczony z bogatym w wodór strumieniem 4 z wytworzeniem pierwszego wsadu 12, który jest podawany do pierwszego reaktora 5. Bogaty w wodór strumie n 4 zawiera ponad 50% wodoru, a pozosta lo sc stanowi a ró zne ilo sci gazów lekkich, w laczaj ac gazy w eglowodorowe. Bogaty w wodór strumie n gazowy 4 pokazany na rysunku jest mieszank a wodoru uzupe lniaj acego 3 i wodoru powrotnego 26. Jakkolwiek stosowanie wodoru powrotnego jest generalnie preferowane ze wzgl edów ekonomicznych, to nie jest wymagane. Przed po laczeniem z bogatym w wodór strumieniem 4 z wytworzeniem strumienia 12, pierwszy wsad 1 mo ze by c ogrzewany w jednym lub wi ekszej liczbie wymienników ciep la lub w jednym lub wi ekszej liczbie ogrzewaczy. Strumie n 12 jest nast epnie wprowadzany do pierwszego reaktora 5, w którym umiesz- czony jest pierwszy stopie n, w którym korzystnie zachodzi hydrokraking. Stopie n drugi umieszczony jest reaktorze 15, w którym korzystnie zachodzi hydrorafinacja. Odciek z pierwszego stopnia, strumie n 14, jest ogrzewany w wymienniku ciep la 20. Strumie n 14 wychodzi z wymiennika 20 jako strumie n 17 i przechodzi do wysokoci snieniowego separatora „gor a- cy/gor acy” 55. Strumie n ciek ly 36 wychodzi z wysokoci snieniowego separatora „gor acy/gor acy” 55 i przechodzi do kolumny frakcjonuj acej 60. Strumie n 37 przedstawia strumienie produktów dla benzy- ny ci ezkiej i benzyny, strumie n 38 przedstawia destylat zawracany do wlotu reaktora hydrorafinacji 15, a strumie n 39 przedstawia czysty materia l pozosta lo sci destylacyjnej. Strumie n gazowy 34 wychodzi z wysokoci snieniowego separatora „gor acy/gor acy” 55 i laczy si e ze strumieniem 2, który wrze w zakresie oleju nap edowego i którym mo ze by c lekki olej obiegowy, lekki olej nap edowy, atmosferyczny olej nap edowy lub mieszanina tych trzech. Nast epnie laczy si e on ze strumieniem bogatym w wodór 4 przed wej sciem do reaktora hydrorafinacji 15 i wychodzi jako stru- mie n 18. Druga strefa reakcji, znajduj aca si e w reaktorze 15, zawiera co najmniej jedno z loze katalizato- ra, takiego jak katalizator hydrorafinacji, który jest utrzymywany w warunkach dostatecznych dla prze- kszta lcenia co najmniej cz esci zwi azków azotowych i co najmniej cz esci zwi azków aromatycznych z drugiego strumienia surowca. Strumieniem wodoru 4 mo ze by c wodór ze sprezarki 40. Alternatywnie, strumieniem 4 mo ze by c strumie n swie zego wodoru, pochodz acy ze zróde l wodoru zewn etrznych w stosunku do niniejsze- go procesu. Strumie n 18, b ed acy odciekiem z drugiego stopnia, zawiera energi e termiczn a, któr a mo zna odzyska c na drodze wymiany ciep la, na przyk lad tak jak w wymienniku ciep la 10. Odciek z drugiego stopnia 18 wychodzi z wymiennika 10 jako strumie n 19 i jest kierowany do gor acego separatora wy- sokoci snieniowego 25. Ciek ly odciek z gor acego separatora wysokoci snieniowego 25, strumie n 22, jest kierowany do frakcjonowania. Szczytowy strumie n gazowy z separatora 25, strumie n 21, jest la- czony z wod a ze strumienia 23 do ch lodzenia. Och lodzony teraz strumie n 21 wchodzi do zimnego separatora wysokoci snieniowego 35. Lekkie ciecze kierowane s a do frakcjonowania w strumieniu 27 (który laczy si e ze strumieniem 22), a kwa sna woda jest usuwana poprzez strumie n 34. Szczytowy gazowy strumie n 24 przechodzi do absorbera aminowego 45, do usuni ecia gazowego siarkowodoru. Nast epnie oczyszczony wodór przechodzi, poprzez strumie n 26, do sprezarki 40, gdzie jest dopr ezany i podawany jako powrotny do jednego lub wi ekszej liczby reaktorów i jako strumie n ch lodz acy do ch lodzenia stref reakcji. Takie zastosowania wodoru s a dobrze znane w sztuce. Absorber 45 mo ze zawiera c srodki do kontaktowania sk ladnika gazowego odcieku z reakcji 19 (strumie n 24) z roztworem, takim jak alkaliczny roztwór wodny, do usuwania zanieczyszcze n takich jak siarkowodór i amoniak, które mog a by c generowane w strefach reakcji i mog a by c obecne w odcieku z reakcji 19. Korzystnie, bogaty w wodór strumie n gazowy 24 jest odzyskiwany ze strefy separacji w temperaturze w zakresie 37,8°C - 148,9°C (100°F-300°F) lub 37,8°C - 93,3°C (100°F-200°F). Ciek ly strumie n 22 jest dalej rozdzielany w kolumnie frakcjonuj acej 50 na szczytowy strumie n benzyny 28, strumie n benzyny ci ezkiej 29, frakcj e nafty 31, strumie n oleju nap edowego 32 i pozosta lo sc z kolumny frakcjonuj acej 33. Korzystny produkt destylacji ma zakres temperatur wrzenia w zakresie 121,1°C-371,1°C (250°F-700°F). Pozadana jest tak ze frakcja benzyny lub benzyny ci ezkiej, maj aca temperatur e wrzenia w zakresie C 5 -204,4°C (C 5 -400°F).PL 203 657 B1 8 Surowce W pierwszym wykonaniu tego wynalazku mo zna stosowa c szeroki zakres surowców w eglo- wodorowych. Typowe wsady obejmuj a wszelkie ci ezkie lub syntetyczne frakcje olejowe lub strumie- nie procesowe maj ace temperatur e wrzenia powy zej 392°F (200°C). Wsady takie obejmuj a pró z- niowe oleje nap edowe, ci ezkie atmosferyczne olej nap edowe, koksownicze oleje nap edowe, odme- talizowane oleje z procesu visbreaking, pozosta lo sci pró zniowe, pozosta lo sci atmosferyczne, olej odasfaltowany, strumienie z procesu Fischer-Tropscha, i ciek le strumienie z procesu krakingu katali- tycznego FCC. W przypadku drugiego wykonania jednym z odpowiednich strumieni pierwszego surowca rafine- ryjnego jest VGO maj acy zakres temperatur wrzenia powy zej 500°F (260°C), zwykle w zakresie tem- peratur 500°F-1100°F (260°C-593°C). Przyk ladem surowca dla pierwszej strefy reakcji jest strumie n rafineryjny, w którym 75% obj eto sciowych strumienia rafineryjnego wrze w zakresie temperatur 343,3°C-565,6°C (650°F-1050°F). Pierwszy strumie n rafineryjny mo ze zawiera c azot, zwykle obecny jako azotowe zwi azki organiczne. Strumienie wsadu VGO dla pierwszej strefy reakcji zawieraj a poni- zej oko lo 200 ppm azotu i mniej ni z 0,25% wagowych siarki, jakkolwiek sposobem wed lug wynalazku mo zna poddawa c obróbce surowce o wy zszej zawarto sci azotu i siarki, w laczaj ac te zawieraj ace do 0,5% wagowych i wi ecej wodoru i do 5% wagowych i wi ecej siarki. Korzystnie pierwszy strumie n rafi- neryjny jest tak ze strumieniem o niskiej zawarto sci asfaltenu. Odpowiednie pierwsze strumienie rafine- ryjne zawieraj a poni zej oko lo 500 ppm asfaltenów, korzystnie poni zej oko lo 200 ppm asfaltenów, a bardziej korzystnie poni zej oko lo 100 ppm asfaltenów. Przyk lady strumieni obejmuj a lekki olej nap e- dowy, ciezki olej nap edowy, olej nap edowy z przeróbki zachowawczej, olej odasfaltowany, i podobne. Pierwszy strumie n rafineryjny mo ze przed niniejszym procesem zosta c poddany obróbce, np. przez hydrorafinacj e, w celu zmniejszenia lub znacz acego usuni ecia heteroatomów. Pierwszy strumie n rafi- neryjny mo ze zawiera c sk ladniki zawracane. W etapie hydrokrakingu ze strumienia pierwszego surowca rafineryjnego usuwane s a azot i siarka w pierwszej strefie reakcji hydrokrakingu i uzyskuje si e konwersj e zakresu wrzenia, tak ze cz esc ciek la odcieku z pierwszej strefy reakcji hydrokrakingu ma zakres temperatur wrzenia w warun- kach normalnych poni zej zakresu wrzenia w warunkach normalnych pierwszego surowca rafineryjne- go. Przez „warunki normalne” rozumie si e temperatur e lub zakres wrzenia przy destylacji pod ci snie- niem jednej atmosfery, taki jak okre sla si e w destylacji D1 160. Je sli nie wskazano inaczej, wszystkie wymieniane tu temperatury destylacji odnosz a si e do temperatury wrzenia i do zakresu temperatur wrzenia w warunkach normalnych. Proces w pierwszej strefie reakcji hydrokrakingu mo ze by c kontro- lowany do pewnego stopnia konwersji krakingu lub do zadanego poziomu siarki w produkcie lub po- ziomu azotu lub poziomu obu. Konwersj e generalnie odnosi si e do temperatury odniesienia, takiej jak na przyk lad minimalna temperatura wrzenia wsadu do reaktora hydrokrakingu. Stopie n konwersji od- nosi si e do procentu surowca wrz acego powy zej temperatury odniesienia, który jest przekszta lcony w produkty wrz ace poni zej temperatury odniesienia. Odciek ze strefy reakcji hydrokrakingu zawiera sk ladniki b ed ace w warunkach normalnych w fa- zie ciek lej, np. produkty reakcji i nieprzereagowane sk ladniki pierwszego strumienia rafineryjnego, oraz sk ladniki b ed ace w warunkach normalnych w fazie gazowej, np. gazowe produkty reakcji i nie- przereagowany wodór. W procesie, strefa reakcyjna hydrokrakingu jest utrzymywana w warunkach dostatecznych do przeprowadzenia konwersji zakresu wrzenia pierwszego strumienia rafineryjnego co najmniej oko lo 25%, w odniesieniu do temperatury referencyjnej 343,3°C (650°F). Zatem, co najmniej 25% obj eto sciowych sk ladników w pierwszym strumieniu rafineryjnym, które wr a powy zej oko lo 343,3°C (650°F), jest przekszta lcanych w pierwszej strefie reakcyjnej hydrokrakingu do sk ladników, które wr a poni zej oko lo 343,3°C (650°F). Zakres wynalazku obejmuje równie z prac e przy poziomach konwersji a z do 100%. Przyk ladowe konwersje zakresu wrzenia s a w zakresie od oko lo 30% do 90% lub od oko lo 40% do 80%. W odcieku ze strefy reakcyjnej hydrokrakingu zmniejsza si e dalej zawar- to sc azotu i siarki, co najmniej oko lo 50% cz asteczek zawieraj acych azot w pierwszym strumieniu rafineryjnym ulega konwersji w strefie reakcyjnej hydrokrakingu. Korzystnie, produkty ciek le w wa- runkach normalnych zawarte w odcieku ze strefy reakcyjnej hydrokrakingu zawieraj a mniej ni z oko lo 200 ppm azotu, bardziej korzystnie mniej ni z oko lo 250 ppm siarki i oko lo 100 ppm azotu. Katalizator Ka zda ze stref obróbki wodorem w ka zdym z wykona n wynalazku mo ze zawiera c tylko jeden katalizator, lub kilka katalizatorów w po laczeniu. W korzystnym wykonaniu, hydrokraking zachodzi w pierwszej strefie, a hydrorafinacja zachodzi w drugiej strefie.PL 203 657 B1 9 Katalizator hydrokrakingu generalnie zawiera sk ladnik krakuj acy, sk ladnik uwodorniaj acy i sro- dek wiaz acy. Takie katalizatory s a dobrze znane w sztuce. Sk ladnik krakuj acy mo ze zawiera c amor- ficzn a faz e krzemionka/tlenek glinu i/lub zeolit, taki jak zeolit Y lub USY. W katalizatorach o wysokiej aktywno sci krakuj acej cz esto stosuje si e zeolity REX, REY i USY. Srodkiem wi az acym jest generalnie krzemionka lub tlenek glinu. Sk ladnikiem uwodorniaj acym b edzie metal grupy VI, grupy VII, lub grupy VIII lub ich tlenki lub siarczki, korzystnie jeden lub wi ecej z zelaza, chromu, molibdenu, wolframu, ko- baltu lub niklu lub ich siarczków lub tlenków. Te sk ladniki uwodorniaj ace, je sli obecne w katalizatorze, b ed a generalnie stanowi c od oko lo 5% do okolo 40% wagowych katalizatora. Alternatywnie, jako sk ladnik uwodorniaj acy mog a by c obecne metale szlachetne, zw laszcza platyna i/lub pallad, same lub w po laczeniu ze sk ladnikami uwodorniaj acymi z metali podstawowych: zelaza, chromu, molibdenu, wolframu, kobaltu lub niklu. Metale grupy platyny, je sli obecne, b ed a generalnie stanowi c od oko lo 0,1% do oko lo 2% wagowych katalizatora. Katalizator hydrorafinacji zwykle jest zaprojektowany tak, aby usun ac siark e i azot i uzyska c pewien stopie n nasycenia aromatycznego. B edzie to typowo kompozyt metalu grupy VI lub jego zwi azku, osadzony na porowatym zaroodpornym pod lo zu, takim jak tlenek glinu, jako no sniku. Przy- k ladami katalizatorów hydrorafinacji s a osadzone na tlenku glinu kobalt-molibden, siarczek niklu, nikiel-wolfram, kobalt-wolfram i nikiel-wolfram. Typowo, takie katalizatory hydrorafinacji s a presulfi- dowane. Wybór katalizatora dyktowany jest przez potrzeby procesu i specyfikacj e produktu. W szczegól- no sci, metal szlachetny jako katalizator mo ze by c stosowany w drugim stopniu, kiedy obecna jest ma la ilo sc H 2 S. Katalizator o niskiej kwasowo sci mo ze by c stosowany na dole reaktora drugiego stop- nia do hydrokrakingu w celu unikni ecia przekrakowania destylatu do benzyny i benzyny ciezkiej. Warunki - stadium hydrokrakingu Warunki reakcji w strefie reakcyjnej hydrokrakingu obejmuj a temperatur e reakcji mi edzy oko lo 250°C a oko lo 500°C (482°F-932°F), ci snienia od oko lo 3,5 MPa do oko lo 24,2 MPa (500-3500 psi), i szybko sc zasilania (obj. ropy/obj. kat. h) od oko lo 0,1 do oko lo 20 h -1 . Pr edko sci cyrkulacji wodoru s a generalnie w zakresie od oko lo 350 standardowych litrów H 2 /kg ropy do 1780 standardowych litrów H 2 /kg ropy (2310-11750 standardowych stóp sze sciennych na bary lk e). Korzystne s a zakresy tempe- ratur reakcji od oko lo 340°C do oko lo 455°C (644°F-851°F). Korzystne s a ca lkowite ci snienia reakcji w zakresie od oko lo 7,0 MPa do oko lo 20,7 MPa (1000-3000 psi). Dla korzystnego uk ladu katalizatora stwierdzono, ze korzystne warunki procesu obejmuj a kontaktowanie surowca naftowego z wodorem w warunkach hydrokrakingu, obejmuj acych ci snienie od oko lo 13,8 MPa do oko lo 20,7 MPa (2,000- 3000 psi), stosunek gazu do ropy mi edzy oko lo 379-909 standardowych litrów H 2 /kg ropy (2500-6000 scf/bbl), LHSV oko lo 0,5-15 h -1 , i temperatur e w zakresie od 360°C do 427°C (680°F-800°F). Charakterystyka surowca i odcieku - stadium hydrorafinacji Drugi strumie n surowca rafineryjnego ma zakres temperatur wrzenia generalnie ni zszy ni z pierwszy strumien surowca rafineryjnego. Istotnie, cech a niniejszego sposobu jest to, ze znaczna cz esc drugiego strumienia surowca rafineryjnego ma temperatur e wrzenia w warunkach normalnych w zakresie destylatu sredniego, tak wi ec dla uzyskania redukcji temperatury wrzenia kraking nie jest konieczny. Zatem, co najmniej oko lo 75% obj eto sciowych odpowiedniego drugiego strumienia rafine- ryjnego ma temperatur e wrzenia w warunkach normalnych poni zej oko lo 537,8°C (1000°F). Przyk ladowym korzystnym drugim strumieniem surowca rafineryjnego jest strumie n z co naj- mniej oko lo 75% obj eto sciowych sk ladników o temperaturze wrzenia w warunkach normalnych w za- kresie 121,1°C-371,1°C (250°F-700°F). Sposób wed lug wynalazku nadaje si e szczególnie do obróbki strumieni destylatu sredniego, które nie nadaj a si e na paliwa wysokiej jako sci. Przyk ladowo, sposób jest odpowiedni do obróbki dru- giego strumienia rafineryjnego, który zawiera wysokie ilo sci azotu i/lub wysokie ilo sci aromatów, w la- czaj ac strumienie, które zawieraj a do 90% aromatów i wi ecej. Przyk ladami drugich strumieni surowca rafineryjnego, które s a odpowiednie do obróbki sposobem wed lug niniejszego wynalazku s a oleje pró zniowe z przeróbki zachowawczej, w laczaj ac frakcje oleju nap edowego z przeróbki zachowawczej, z destylacji ropy surowej, pozosta lo sci z wie zowej destylacji atmosferycznej, lub syntetyczne materia ly krakowane, takie jak koksowniczy olej nap edowy, lekki olej obiegowy lub ci ezki olej obiegowy. Po obróbce pierwszego strumienia wsadu rafineryjnego w etapie hydrokrakingu, odciek z pierwszej strefy reakcyjnej hydrokrakingu laczy si e z drugim wsadem, a polaczenie podaje razem z wodorem nad katalizator w etapie hydrorafinacji. Poniewa z odciek po hydrokrakingu jest ju z relatyw- nie wolny od zanieczyszcze n, które maj a by c usuni ete przez hydrorafinacj e, odciek z reaktora hydro-PL 203 657 B1 10 krakingu przechodzi poprzez reaktor hydrorafinacji w du zym stopniu niezmieniony. A nieprzereago- wany lub nieca lkowicie przereagowany wsad pozostaj acy w odcieku z reaktora hydrorafinacji jest sku- tecznie oddzielany ze strefy reaktora hydrokrakingu w celu zapobie zenia zanieczyszczeniu zawartego w nim katalizatora. Jednak ze, obecnosc odcieku z reaktora hydrokrakingu stanowi wa zn a i nieoczekiwan a korzy sc ekonomiczn a w zintegrowanym sposobie. Odciek opuszczaj acy reaktor hydrokrakingu niesie ze sob a znaczn a energi e termiczn a. Energia ta mo ze by c wykorzystana do ogrzania drugiego strumienia wsa- du rafineryjnego w wymienniku ciep la przed wej sciem drugiego strumienia wsadu do reaktora hydrora- finacji. Umo zliwia to dodanie do zintegrowanego uk ladu ch lodniejszego drugiego strumienia wsadu ni z by loby to w przeciwnym wypadku wymagane, i daje oszcz edno sci na pojemno sci pieca i kosztach ogrzewania. Podczas przechodzenia drugiego wsadu przez reaktor hydrorafinacji temperatura ponownie wzrasta ze wzgledu na ciep lo reakcji egzotermicznej w drugiej strefie. Odciek z reaktora hydrokrakin- gu w drugim wsadzie s lu zy jako uj scie dla ciep la, które spowalnia wzrost temperatury w reaktorze hydrorafinacji. Energia cieplna zawarta w ciek lych produktach reakcji jest dalej dost epna dla wymiany z innymi strumieniami wymagaj acymi ogrzewania. Generalnie, temperatura na wylocie reaktora hydro- rafinacji b edzie wy zsza ni z temperatura na wylocie reaktora hydrokrakingu. W tym przypadku, niniej- szy wynalazek umo zliwia uzyskanie dodatkowej korzy sci transferu ciep la podwy zszenia temperatury pierwszego wsadu reaktora hydrokrakingu dla bardziej efektywnego transferu ciepla. Odciek z reakto- ra hydrokrakingu niesie równie z nieprzereagowany wodór do wykorzystania w reaktorze pierwszego stopnia bez zadnych wymaga n co do ogrzewania lub pompowania w celu zwi ekszenia ci snienia. Warunki - stadium reaktora hydrorafinacji Reaktor hydrorafinacji jest utrzymywany w warunkach dostatecznych do usuni ecia co najmniej cz esci zwi azków aromatycznych z drugiego strumienia rafineryjnego. Reaktor hydrorafinacji b edzie pracowa l w ni zszej temperaturze ni z reaktor hydrokrakingu, z wyj atkiem mo zliwych gradientów tempe- ratury wynikaj acych z ogrzewania egzotermicznego w strefach reakcji, spowalnianych przez dodanie relatywnie ch lodniejszych strumieni do jednej lub wi ecej ze stref reakcji. Szybko sc dostarczania cie- k lego strumienia reagenta poprzez strefy reakcji b edzie w zakresie 0,1 do 20 h -1 godzinowej szybko sci obj eto sciowej przep lywu cieczy. Szybko sc zasilania reaktora hydrorafinacji b edzie zwi ekszona w sto- sunku do szybko sci zasilania reaktora hydrokrakingu o ilosc cieczy w drugim wsadzie strumienia rafi- neryjnego i b edzie równie z w zakresie 0,1 do 20 h -1 godzinowej szybko sci obj eto sciowej przep lywu cieczy. Te warunki procesu, wybrane dla pierwszej strefy reakcji, mog a by c uznane za ci ezsze ni z warunki normalnie wybierane dla procesu hydrorafinacji. Dla ka zdej szybko sci, warunki hydrorafinacji typowo stosowane w reaktorze hydrorafinacji b ed a obejmowa c temperatur e reakcji mi edzy oko lo 250°C a oko lo 500°C (482°F-932°F), ci snienia od oko lo 3,5 MPa do oko lo 24,2 MPa (500-3500 psi), i szybko sc zasilania (obj. ropy/obj. kat. h) od oko lo 0,1 do oko lo 20 h -1 . Szybko sci zasilania wodorem s a generalnie w zakresie od oko lo 350 standardowych litrów H 2 /kg ropy do 1780 standardowych litrów H 2 /kg ropy (2310-11750 standardo- wych stóp sze sciennych na bary lk e). Korzystne s a zakresy temperatur od oko lo 340°C do oko lo 455°C (644°F-851°F). Korzystne ca lkowite ci snienia reakcji s a w zakresie od oko lo 7,0 MPa do oko lo 20,7 MPa (1000-3000 psi). Dla korzystnego uk ladu katalizatora stwierdzono, ze korzystne warunki procesu obejmuj a kontaktowanie wsadu naftowego z wodorem w obecno sci warstwowego uk ladu katalitycznego w warunkach hydrokrakingu obejmuj acych ci snienie oko lo 16,0 MPa (2300 psi), stosunek gazu do oleju oko lo 379-909 standardowych litrów H 2 /kg ropy (2,500 scf/bbl do oko lo 6,000 scf/bbl), LHSV oko lo 0,5-1,5 h -1 , i temperatur e w zakresie 360°C do 427°C (680°F-800°F). W tych warunkach, z drugiego strumienia rafineryjnego w reaktorze hydrorafinacji usuwane jest co najmniej oko lo 50% aromatów. Oczekuje si e, ze w procesie zostanie równie z usuni ete a z do 30-70% lub wi ecej azotu. Jednak ze konwersja krakingu b edzie generalnie niska, typowo mniej ni z 20%. Do- st epne s a normy metod oznaczania zawarto sci aromatów w strumieniach rafineryjnych. Nale za do nich norma ASTM D5291 do oznaczania zawarto sci azotu w strumieniu zawieraj acym wi ecej ni z oko lo 1500 ppm azotu. ASTM D5762 mo ze by c stosowana do oznaczania zawarto sci azotu w strumieniu zawieraj acym mniej niz oko lo 1500 ppm azotu. ASTM D2007 mo ze by c stosowana do oznaczania zawarto sci aromatów w strumieniach rafineryjnych. Produkty Wykonania tego wynalazku s a szczególnie u zyteczne dla wytwarzania frakcji destylatu srednie- go wrz acych w zakresie oko lo 121-371°C (250-700°F). Frakcja destylatu sredniego jest definiowanaPL 203 657 B1 11 jako maj aca temperatur e wrzenia w przybli zeniu oko lo 121,1°C do 371,1°C (250 do 700°F). Co naj- mniej 75% obj., korzystnie 85% obj., sk ladników destylatu sredniego na temperatur e wrzenia w wa- runkach normalnych powy zej 121,1°C (250°F). Co najmniej oko lo 75% obj., korzystnie 85% obj., sk ladników destylatu sredniego na temperatur e wrzenia w warunkach normalnych poni zej 371,1°C (700°F). Termin „destylat sredni" obejmuje frakcje wrz ace w zakresie oleju nap edowego, paliwa do silników odrzutowych i nafty. Zakres nafty lub paliwa do silników odrzutowych odnosi si e do zakresu mi edzy 38 a 274°C (280 a 525°F). Termin „zakres wrzenia oleju nap edowego” odnosi si e do w eglo- wodorów wrz acych w zakresie od 121 do 371°C (od 250 do 700°F). Sposobem wed lug wynalazku mo zna tak ze wytwarza c benzyn e lub benzyn e ciezk a. Benzyna lub benzyna ciezka wrze w warunkach normalnych w zakresie poni zej 204°C (400°F), lub C5-. Zakre- sy wrzenia ró znych frakcji produktu odzyskiwanych w danej rafinerii b edzie zale ze c od takich czynni- ków jak charakterystyka zród la surowej ropy, lokalne rynki rafineryjne i ceny produktu. Ciezki hydrorafinowany olej gazowy, inny produkt tego wynalazku, wrze w zakresie od 287 do 371°C (od 550 do 700°F). P r z y k l a d Poni zej przedstawiono warunki i wyniki uzyskane przy zastosowaniu procesu przedstawionego na figurze 1: Stopie n 1 Kolumna odp edowa wodoru/reaktor hydrorafinacji Stopie n 2 Sk ladnik uwodorniaj acy katalizatora Metal podstawowy Metal podstawowy Metal podstawowy lub metal szlachetny LHSV, h -1 0,3-3,5 0,3-2,0 0,5-7,0 Temperatura pracy, °C 300-440 250-400 250-440 Ci snienie wlotowe w reaktorze, kg/cm 2 g 100-230 90-220 80-170 Stosunek gaz/olej Nm 3 /m 3 160-1500 160-1500 160-850 Konwersja, % 20-70 25-75 Punkt dymienia nafty, mm 13-25 20-40 Liczba cetanowa oleju nap edowego 30-55 50-75 Generalnie, wzrost liczby cetanowej wynosi 20 do 45, a poprawa punktu dymienia nafty 7-27 mm. PL PL PL DESCRIPTION OF THE INVENTION The present invention relates to methods for converting a feedstock boiling in the vacuum diesel range to high grade middle distillates and/or naphthas and lighter products, and in particular to a multi-stage process utilizing a single hydrogen cycle. In crude oil refining, diesel hydrocrackers are used to convert heavy diesel fuels to lighter products using a single reaction step or multiple reaction steps. In most cases, the different reaction steps are operated at similar pressures. When the pressure levels are different, separate hydrogen loops are used. Multiple reaction steps are used to achieve the following goals: high conversion using minimum reactor volume and total catalyst volume; better product quality; lower hydrogen consumption. The use of multiple response systems requires more equipment, including many expensive high pressure pumps and compressors. US Patent No. 5,980,729 discloses configurations with multiple reaction zones in a single hydrogen cycle. The method uses a hot stripper column below the denitrification/desulfurization zone. The liquid from the hot stripper is pumped to the hydrocracker upstream of the hydrotreater. The return oil from the fractionation section is also pumped back to the hydrocracking reactor. In typical hydroprocessing, it is necessary to transfer hydrogen from the vapor phase to the liquid phase, where it will be available for reaction with the petroleum molecule on the surface of the catalyst. This is accomplished by circulating very large volumes of gaseous hydrogen and oil through the catalyst bed. Hydrogen and oil flow through the bed and the hydrogen is absorbed into a thin film of oil spread over the catalyst. Since the amount of hydrogen needed can be large, 1000 to 5000 SCF/bbl of liquid, and the amount of catalyst needed can also be large, reactors are very large and can operate under severe conditions, from several hundred psi a from to 35 MPa (5000 psi) and temperatures from approximately 204.4°C (400°F) to 482.2°C (900°F). US Patent No. 6,224,747 discloses the hydrocracking of a VGO stream in a hydrocracking reaction zone as part of an integrated hydroconversion process. The effluent from the hydrocracking reaction zone is combined with a feed stream containing light aromatics, and the mixed stream is hydrotreated in a hydrotreating reaction zone. The hydrocracking effluent serves as a heat sink for the hydrotreatment reaction zone. The integrated reaction system allows a single hydrogen feed and one recirculation system to be used in dual reaction systems. However, there is no temperature control between the hydrocracking reaction zone and the hydrotreating reaction zone. US Patent No. 3,592,757 to Baral illustrates inter-zone temperature control using heat exchangers as in the present invention. Baral does not use a single hydrogen cycle as in the present invention. Baral discloses a hydrotreater (similar to a hydrotreater) operated in series with a hydrocracker from which product fractions are fed to a hydrogenator. The hydrorefiner is powered by gas oil with supplementary hydrogen and return hydrogen. A recycle stream and additional recycle hydrogen are added to the hydrotreatment product stream and the mixture is fed to the hydrocracking reactor. The product stream from the hydrocracking reactor is cooled and separated into a vapor stream and a liquid stream. The vapor stream is fed to the return hydrogen compressor and returned to the hydrorefiner. The liquid stream is fractionated into upper, middle and lower streams. The underflow is recycled to the hydrocracking reactor. The middle stream is mixed with hydrogen from the make-up hydrogen compressor and directed to the hydrogenator. The hydrogen recovered from the hydrogenator is compressed at the stage of the make-up hydrogen compressor and directed to the hydrorefiner. US Patent No. 5,114,562 to Haun et al. discloses a two-stage hydrodesulfurization process (similar to hydrotreatment) and a distillate hydrohydrogenation process. There is a heat exchanger between the two stages, but there is no single hydrogen loop. Two separate reaction zones were used in series, a first hydrodesulfurization zone and a second hydrogenation zone. The feed is mixed with return hydrogen and fed to the desulfurization reactor. The hydrogen sulfide is stripped from the product of the desulfurization reactor by means of a countercurrent flow of hydrogen. The liquid product stream from this stripping operation is mixed with relatively pure recycled hydrogen and the mixture is fed to the hydrogenation reaction zone. Hydrogen is recovered from the hydrogenation reactor and recycled as a split stream to the desulfurization reactor and the hydrogenation reactor. The hydrogen from the stripping operation is passed through a separator, mixed with a portion of the recycle hydrogen to the hydrogenation reactor, compressed, passed through a treatment step, and returned to the hydrogenation reactor. Thus, the hydrocarbon feed stream n passes sequentially through series-arranged desulfurization and hydrogenation reactors, with relatively low pressure hydrogen being supplied to the desulfurization stage and relatively high pressure hydrogen being supplied to the hydrogenation stage. Discussion of the Invention A first embodiment of this invention is disclosed in Fig. 1. The process configuration for this first embodiment is different from US Patent No. 5,980,729 in many respects. The primary reactor is a combined hydrotreatment-hydrocracking reactor, without the use of recycled liquid. The liquid from the hot stripper downstream of the reactor is depressurized to the next reaction stage where the hydrocracking reactions are completed. No back pump is used for liquid transfer. In addition, the second hydrocracking step is operated at a lower pressure than the first reaction step. According to the invention, moderate to high conversions can be achieved using a single hydrogen cycle. Product quality can be modified to meet exact specifications, eliminating product waste and saving hydrogen. The pressures in the reaction stages are maintained at levels appropriate for the particular types of feed characteristics, i.e. only the first stage reactor, which processes the most difficult batches, has to operate under the highest pressures. High temperature and high pressure pumps are not involved in the process. The second stage of the hydrocracking reactor can be operated in co-current or counter-current mode to the reaction gas, which in the present invention is primarily make-up hydrogen. The second stage of the hydrocracking reaction is fed with high-quality make-up hydrogen to maximize hydrogen partial pressure. In the second stage, a catalyst with very high activity is introduced, which can be used for hydrocracking at relatively low pressures. A second embodiment of the invention is disclosed in Figs. 2 and 3. Stream n VGO is first hydrocracked in a first stage hydrocracking reaction zone as part of an integrated hydroconversion process. The integrated hydroconversion process has at least one n hydrocracking stage and at least one n hydrotreatment stage. The effluent from the first stage hydrocracking reaction zone is combined with the light aromatic feed stream, and the mixed stream is hydrotreated in the second stage, which includes the hydrotreating reaction zone. Heat exchange takes place between the hydrocracking reaction zone of the first stage and the hydrocracking reaction zone of the second stage, which makes it possible to control the temperature in the first stage hydrotreating zone. The temperature of the first stage hydrotreater is lower than the temperature of the first stage hydrocracking reactor. This improves the saturation of hydrocarbons converted to aromatics and allows the use of a different catalyst in the first stage hydrotreatment reaction zone than the catalyst that may be present in subsequent hydrocracking zones. In one embodiment, the first stage hydrotreater effluent is heated in an exchanger, then fed to a hot high pressure separator where the light overheads are collected and fed to a cold high pressure separator. In the cold head separator, hydrogen and hydrogen sulphide are removed from the top, and materials boiling in the range of gasoline and diesel fuel are fed to the fractionation column. The hydrogen sulfide is then removed in the absorber and the hydrogen is compressed and recycled for use as a tie-down coolant and mixed with the vacuum gas oil charge. The liquid effluent from the snow head of the hot separator, which may contain materials boiling in the diesel range, is also fed to the fractionation column. The fractionating column residue may then be hydrocracked and the products may then be hydrotreated in units not shown. The second variant of the invention provides a number of significant advantages. The invention provides a method for treating two refinery streams using one hydrogen feed and one hydrogen recovery system. Furthermore, the present invention provides a method for hydrocracking a refinery stream and hydrotreating a second refinery stream with a co-feed of hydrogen. The feed to the hydrocracking reaction zone is not contaminated with impurities present in the hydrotreating reaction zone. The present invention then relates to the hydroprocessing of two or more different refinery streams in an integrated hydroconversion process while maintaining good catalyst lifetime and high yields of target products, particularly distillate range refinery products. These different refinery streams may come from different refinery processes, such as VGO, derived from the VGO hydrorefiner effluent, which contains relatively little catalyst and/or aromatics impurities, and FCC reclaimed oil or diesel fuel from conservative processing, which contains significant amounts of aromatic compounds. BRIEF DESCRIPTION OF THE DRAWINGS The Figures illustrate multiple reaction steps using a single hydrogen cycle. Figure 1 illustrates the use of an interstage hot stripper and an interstage hot separator. Figure 2 illustrates a hydrocracking reactor and a hydrotreater arranged in series, in one hydrogen loop, separated by a heat exchanger. Light and heavy materials are separated from each other. Hydrogen and hydrogen sulphide can be removed from light products. The hydrogen is compressed and recycled. The products are sent to the fractionation column. Figure 3 illustrates a hydrocracking step followed by separation and fractionation. The material received from the top is combined with a light aromatic stream and subjected to hydrotreatment. The hydrogen is separated from the hydrotreatment effluent and recycled. The products are sent to the fractionation column. DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION Description of Figure 1. The pre-heated feedstock oil in stream 1 is mixed with hydrogen in stream 40, which is pre-heated recycle and make-up hydrogen gas (reactor feed gas). The feed is pre-heated in a process heat exchanger brought to reactor pressure by means of a feed pump. The mixture of feedstock and reactor feed gas, now in stream 2, is further heated by a heat exchanger (in exchanger 41) before entering the first stage of the downstream fixed bed reactor (3). ) and final furnace (42). The primary reactor, i.e. the first stage reactor, contains a plurality of beds of hydrotreating catalysts, which may be either hydrotreating or hydrocracking catalyst beds. Cold hydrogen from the recirculating gas compressor is used as the tie-bed cooling stream (4, 5, 6). First stage reactor effluent 7, which has been hydrotreated and partially hydrocracked, contains hydrogen sulfide, ammonia, light gases, naphtha, middle distillate, and hydrotreated vacuum gas oil. The effluent enters the hot high pressure separator (8) at slightly lower pressure and slightly lower temperature, where most of the diesel and lighter material is removed from the unconverted oil. The hot high pressure separator has annular turntables. The hydrogen-rich gas, heated in exchanger 38, is introduced from below to be passed through stream n 9. Stream n 11 contains the overhead from the hot high pressure separator. External charges boiling in the middle distillate range can be introduced at this point, such as light circulating oil (LCO), light coke oven gas oil (LCGO), atmospheric gas oil (AGO), light Visbreaker gas oil (LVBGO), etc. (10). Stream n 11 is cooled by process heat exchange or by generation before entering the pressure altitude of the hydrogen separator-hydrotreatment reactor (14). The liquid in stream 11 flows down through a packed bed containing a hydrotreatment catalyst, contacting counterflowing hydrogen from stream 25. Overflow 15 consists primarily of hydrogen, ammonia and hydrogen sulfide, and a certain amount of light gases and naphtha. It is cooled by process heat exchange (44), contacted with water (45), and further cooled by air cooling (46), and then fed to the cold No. 1 high pressure separator (17) . Water injection removes most of the ammonia from the hydrogen gas in the form of an ammonium bisulfide solution. Hydrogen, hydrogen sulfide and light hydrocarbon gases are removed from the top as stream n 18. Stream n 20 is an acidic aqueous stream containing ammonium hydrosulfide. Stream n 19 is a hydrocarbon stream containing naphtha, kerosene and diesel products. Stream n 18 is sent to the amine absorber (21) where, by contacting the amine (47), almost all of the hydrogen sulfide in the hydrogen-rich stream is removed. After removal of hydrogen sulphide, the gas is sent for compression to the return gas compressor (23). The pressurized recycle gas (24) is separated into streams 25 and 26. Stream n 26 is further separated into recycle gas as feed to the first stage (27) and stream n 28 which provides a coolant to the first stage degree. The amine leaves the absorber as stream n 48. The distillation residue from the hot high pressure separator, stream n 12, can be depressurized and cooled by a heat exchange process before being fed to the second stage reactor (30), wherein the hydrocracking reactions are completed and the unconverted material in stream 12 is further converted into diesel fuel and lighter products. The second stage reactor is supplied with high purity make-up hydrogen (31) from the intermediate stage of the make-up hydrogen compressor (49). In the preferred mode, hydrogen flows countercurrently upward through the reactor to maximize the hydrogen partial pressure benefit. The invention will also work with co-introduction of make-up hydrogen. The second stage reactor feed gas requirements for an appropriate gas to oil ratio can be met by introducing all of the make-up hydrogen required for all reaction stages from the head of the second stage reactor. However, the invention requires that the recycle hydrogen from the recycle hydrogen compressor is introduced via stream n 35. The second reaction stage is operated in a clean environment free of ammonia and hydrogen sulphide, so the hydrocracking reaction rate constants are much higher. Catalyst deactivation is greatly reduced. These factors enable operation at lower partial pressures of hydrogen and reduced demand for a catalyst. The lower bed or beds of the second stage reactor (30) may be charged with a hydrotreatment catalyst as the fuel range material (16) is introduced from the hydrogen stripper (14) to complete the aromatics saturation and other hydrotreating reactions. Alternatively, stream n 16 may be sent directly to the fractionation section if the quality of the diesel fuel is appropriate. Reactor 30 contains at least two, preferably three to four, beds of hydroprocessing catalyst. The catalyst may be a noble metal or a noble metal based hydroprocessing catalyst. Stream n 33, which comes from the top of the reactor, contains primarily hydrogen, although a small amount of H2S and ammonia may be present. It is cooled by the process heat exchanger (50) and then sent to the cold head separator No. 2 (17.5). The overhead steam from the cold No. 2 high pressure separator goes to the make-up hydrogen compressor (49) for the final compression stage. The liquid reactor effluent 30, stream n 34, which contains light gases, naphtha, middle distillate and hydrotreated diesel fuel, is cooled by a process heat exchanger (51) and sent to a cold pressure separator No. 2 (17.5). The residue (line 37) from the cold No. 2 high pressure separator is sent for fractionation. The make-up hydrogen compressor (49) is a multi-stage machine with typically three to four compression stages. After each compression stage, the gas is cooled and the condensates separated in a gas-liquid separator (KOD). In the method of the invention, the gas for the second reaction stage is withdrawn after an intermediate compression stage. The gas stream (31) is sent to the second reaction stage (30) and is recycled through the #2 cold high pressure separator (stream #36) to the final compression stage of the make-up hydrogen compressor. After the final compression step, high pressure make-up hydrogen is sent to the first reaction stage, stream 39, and to the hot separator. Figure 2, which discloses preferred embodiments of the invention, will now be discussed. Various parts of accessories, such as heat exchangers, condensers, pumps and compressors, which are not essential to the invention, are not included in the figures. Two flow reactors 5 and 15 are shown in Figure 2. There is a heat exchanger 20 between them. Each vessel reactor comprises at least one reaction zone. The first stage reaction, hydrocracking, takes place in reactor 5. The second stage reaction, hydrotreating, takes place in reactor 15. Each reactor is depicted as having three beds of catalyst. The first reactor 5 is used to crack the first refinery stream 1. The second reactor 15 is used to remove nitrogen-containing and aromatic molecules from the second refinery stream 17. The appropriate volume ratio of catalyst volume in the first reactor to catalyst volume in the second reaction vessel covers a wide range depending on the ratio of the first refinery stream to the second refinery stream. Typical ratios are generally between 20:1 and 1:20. A preferred volume ratio is between 10:1 and 1:10. A more preferred volume ratio is between 5:1 and 1:2. In an integrated process, the first refinery stream 1 is combined with the hydrogen-rich stream 4 to form the first feedstock 12. The stream coming out of the furnace 30, stream n13, is fed to the first reactor 5. The hydrogen-rich stream n4 contains more than 50 % hydrogen, and the remainder is various amounts of light gases, including hydrocarbon gases. The hydrogen-rich gaseous stream 4 shown in the figure is a mixture of make-up hydrogen 3 and recycle hydrogen 26. While the use of recycle hydrogen is generally preferred for economic reasons, it is not required. Prior to entering the first reaction vessel 5, which is preferably hydrocracked, the first feedstock 1 may be heated in one or more heat exchangers, such as exchanger 10, appearing as stream n 12, and in one or more more heaters, such as heater 30, (appearing as stream n 13). Hydrotreatment preferably takes place in reactor 15. Hydrogen may also be added as a quench stream via lines 6 and 7 and 9 and 11 (which is also derived from hydrogen stream 4) to cool the first and second reaction stages, respectively. . The effluent from the hydrocracking stage, stream n 14, is cooled in heat exchanger 20 by stream 2. Stream n 2 boils in the diesel range and can be light circulating oil, light diesel, atmospheric diesel fuel or a mixture of the three. Stream n2 appears from exchanger 20 as stream n16 and combines with stream 14 as it exits exchanger 20 to form combined feed 17. The hydrogen in stream 8 combines with combined feed 17 before it enters into vessel 15. Stream n 17 enters hydrotreatment vessel 15, and exits as stream n 18. Second reaction stage n in reactor 15 comprises at least one catalyst bed, such as a hydrotreatment catalyst, which is maintained under conditions sufficient to converting at least some of the nitrogen compounds and at least some of the aromatic compounds in the second feedstock. Hydrogen stream 4 may be recycled hydrogen from compressor 40. Alternatively, stream 4 may be fresh hydrogen from sources external to the present process. Stream n 18, the reaction second stage effluent, contains thermal energy which can be recovered by heat exchange, for example as in heat exchanger 10. Second stage effluent 18 exits of the exchanger 10 as stream n 19 and is fed to the hot high pressure separator 25. The liquid effluent from the hot high pressure separator 25, stream n 22, is fed to fractionation. The overhead gaseous stream from the separator 25, stream n 21, is combined with water from stream 23 for cooling. The now cooled stream n 21 enters the cold high pressure separator 35. The light liquids are fed to fractionation in stream 27 (which joins stream 22) and the acidic water is removed via stream n 34. Overhead gaseous stream n 24 passes to an amine absorber 45 to remove hydrogen sulfide gas. The purified hydrogen then passes via stream n 26 to compressor 40 where it is pressurized and fed as recycle to one or more reactors and as a quench stream to cool the reaction zones. Such uses of hydrogen are well known in the art. An exemplary separation scheme is described in U.S. Patent No. 5,082,551. Absorber 45 may include means for contacting a gaseous component of reaction effluent 19 with a solution, such as an alkaline aqueous solution, to remove contaminants such as hydrogen sulfide and ammonia that may They may be generated in the reaction stages and may be present in the reaction effluent 19. Preferably, the hydrogen-rich gas stream 24 is withdrawn from the separation zone at a temperature in the range of 37.8°C - 148.9°C (100 °F-300°F) or 37.8°C - 93.3°C (100°F-200°F). The liquid stream n 22 is further separated in a fractionation column 50 into an overhead gasoline stream 28, a naphtha stream 29, a kerosene cut 31, a diesel stream 32 and a fractionator column residue 33. Preferred Product distillation has a boiling range of 121.1°C - 371.1°C (250°F-700°F). A gasoline or naphtha fraction having a boiling point in the range of C5-204.4°C (C5-400°F) is also desired. Figure 3 shows two flow reactors 5 and 15. The first reaction stage n, hydrocracking, takes place in reactor 5. The second stage n, hydrotreatment, takes place in reactor 15. Each reactor contains at least one reaction zone e. . Each reactor is shown as having three catalyst beds. The first reactor 5 is used to crack the first refinery stream 1. The second reactor 15 is used to remove nitrogen-containing and aromatic molecules from the second refinery stream 34. The corresponding volume ratio of catalyst volume in the first reactor The amount of catalyst volume in the second reactor covers a wide range, depending on the ratio of the first refinery stream to the second refinery stream. Typical ratios are generally in the range between 20:1 and 1:20. The preferred volume ratio is between 10:1 and 1:10. A more preferred volume ratio is between 5:1 and 1:2. In an integrated process, the first refinery stream 1 is combined with the hydrogen-rich stream 4 to form the first feedstock 12 which is fed to the first reactor 5. The hydrogen-rich stream 4 contains more than 50% hydrogen with the remainder being various quantities of light gases, including hydrocarbon gases. The hydrogen-rich gaseous stream 4 shown in the figure is a mixture of make-up hydrogen 3 and recycle hydrogen 26. While the use of recycle hydrogen is generally preferred for economic reasons, it is not required. Before being combined with the hydrogen-rich stream 4 to form stream 12, the first feedstock 1 may be heated in one or more heat exchangers or in one or more heaters. The stream n 12 is then introduced to the first reactor 5 in which the first stage n is placed, in which the hydrocracking preferably takes place. The second stage is located in the reactor 15, in which the hydrotreatment preferably takes place. The effluent from the first stage, stream n 14, is heated in heat exchanger 20. Stream n 14 leaves heat exchanger 20 as stream n 17 and goes to the high pressure hot/hot separator 55. Liquid stream 36 flows from the hot/hot pressure separator 55 and enters the splitting column 60. Stream n 37 represents the product streams for naphtha and gasoline, stream n 38 represents the distillate recycled to the inlet of the hydrotreatment reactor 15, and stream n n 39 represents the pure material of the distillation residue. The gaseous stream 34 exits the pressure hot/hot separator 55 and is combined with stream 2, which boils in the diesel range and may be light circulating oil, light diesel, atmospheric diesel ed or a mixture of the three. It then combines with hydrogen-rich stream 4 before entering hydrotreatment reactor 15 and exits as stream n 18. A second reaction zone within reactor 15 comprises at least one catalyst bed, such as such as a hydrotreatment catalyst which is maintained under conditions sufficient to convert at least a portion of the nitrogen compounds and at least a portion of the aromatic compounds from the second feedstock stream. Hydrogen stream 4 may be hydrogen from a compressor 40. Alternatively, stream 4 may be a fresh hydrogen stream from hydrogen sources external to the present process. The second stage effluent stream 18 contains thermal energy which can be recovered by heat exchange, for example as in heat exchanger 10. Second stage effluent 18 exits the exchanger 10 as stream n 19 and is directed to the hot head separator 25. The liquid effluent from the hot head separator 25, stream n 22, is sent to fractionation. The overhead gaseous stream from the separator 25, stream n 21, is combined with water from stream 23 for cooling. The now cooled stream n 21 enters the cold high pressure separator 35. The light liquids are sent for fractionation in stream 27 (which joins stream 22) and the acidic water is removed via stream n 34. The overhead gaseous stream n 24 passes to the amine absorber 45, to remove hydrogen sulfide gas. The purified hydrogen then passes via stream 26 to compressor 40 where it is pressurized and fed as recycle to one or more reactors and as a quench stream to cool the reaction zones. Such uses of hydrogen are well known in the art. Absorber 45 may include means for contacting a gaseous component of reaction effluent 19 (stream 24) with a solution, such as an alkaline aqueous solution, to remove contaminants such as hydrogen sulfide and ammonia that may be generated in the reaction zones and may be present in the reaction effluent 19. Preferably, the hydrogen-rich gaseous stream 24 is recovered from the separation zone at a temperature in the range of 37.8°C - 148.9°C (100°F-300°F) or 37.8°C - 93.3°C (100°F-200°F). The liquid stream 22 is further separated in a fractionation column 50 into an overhead gasoline stream 28, a naphtha stream 29, a kerosene cut 31, a diesel stream 32, and a fractionator column residue 33. Preferred Product distillation has a boiling range of 121.1°C-371.1°C (250°F-700°F). It is also desirable to have a gasoline or naphtha fraction having a boiling point in the range of C5-204.4°C (C5-400°F). Feedstocks In the first embodiment of this invention, a wide range of hydrocarbon feedstocks can be used. Typical feedstocks include any heavy or synthetic oil fractions or process streams having a boiling point above 392°F (200°C). Such inputs include vacuum gas oils, heavy atmospheric gas oil, coke oven gas oils, demetallised visbreaking oils, vacuum residues, atmospheric residues, deasphalted oil, Fischer process streams -Tropsch, and liquid streams from the FCC catalytic cracking process. In the second embodiment, one suitable first refinery feed stream is a VGO having a boiling range above 500°F (260°C), typically in the range of 500°F-1100°F (260°C-593°F). °C). An example of a feedstock for the first reaction zone is a refinery stream in which 75% by volume of the refinery stream boils in the temperature range 343.3°C-565.6°C (650°F-1050°F). The first refinery stream may contain nitrogen, typically present as nitrogenous organic compounds. The VGO feed streams for the first reaction zone contain less than about 200 ppm nitrogen and less than 0.25 wt% sulfur, although feedstocks with higher nitrogen and sulfur contents, including including those containing up to 0.5% by weight and more of hydrogen and up to 5% by weight and more of sulfur. Preferably, the first refinery stream is also a low asphaltene content stream. Suitable first refinery streams contain less than about 500 ppm asphaltenes, preferably less than about 200 ppm asphaltenes, and more preferably less than about 100 ppm asphaltenes. Examples of streams include light diesel, heavy diesel, conservative diesel, deasphalted oil, and the like. The first refinery stream may be treated prior to the present process, eg by hydrotreatment, to reduce or substantially remove heteroatoms. The first refinery stream may include recycled components. In the hydrocracking step, nitrogen and sulfur are removed from the first refinery feedstock stream in the first hydrocracking reaction zone and boiling range conversion is achieved such that the liquid portion of the effluent from the first hydrocracking reaction zone has a standard boiling range below boiling range under normal conditions of the first refinery feedstock. By "normal conditions" is meant the temperature or boiling range for distillation at one atmosphere pressure as defined in the D1 160 distillation. All distillation temperatures referred to herein refer to the distillation temperature unless otherwise indicated. boiling point and to the boiling range under standard conditions. The process in the first hydrocracking reaction zone may be controlled to a certain degree of cracking conversion or to a predetermined level of product sulfur or nitrogen or both. Conversion generally refers to a reference temperature such as, for example, the minimum boiling point of the hydrocracking reactor feed. The conversion rate n refers to the percentage of feedstock boiling above the reference temperature that is converted to products boiling below the reference temperature. The effluent from the hydrocracking reaction zone contains components that are normally in the liquid phase, e.g. reaction products and unreacted components of the first refinery stream, and components that are normally in the gas phase, e.g. reaction and unreacted hydrogen. In the process, the hydrocracking reaction zone is maintained under conditions sufficient to convert the boiling range of the first refinery stream by at least about 25%, based on a reference temperature of 343.3°C (650°F). Thus, at least 25% by volume of the components in the first refinery stream that boils above about 343.3°C (650°F) are converted in the first hydrocracking reaction zone to components that boil below about 343.3°C (650°F). down to about 343.3°C (650°F). It is also within the scope of the invention to work with conversion levels down to 100%. Exemplary boiling range conversions range from about 30% to 90% or from about 40% to 80%. The effluent from the hydrocracking reaction zone is further reduced in nitrogen and sulfur content, at least about 50% of the nitrogen containing molecules in the first refinery stream are converted in the hydrocracking reaction zone. Preferably, the normal liquid products contained in the effluent from the hydrocracking reaction zone contain less than about 200 ppm nitrogen, more preferably less than about 250 ppm sulfur and about 100 ppm nitrogen. Catalyst Each of the hydroprocessing zones in each embodiment of the invention may contain only one catalyst, or several catalysts in combination. In a preferred embodiment, hydrocracking occurs in the first zone and hydrotreating occurs in the second zone. The hydrocracking catalyst generally comprises a cracking component, a hydrogenation component, and a binder. Such catalysts are well known in the art. The cracking component may include an amorphous silica/alumina phase and/or a zeolite, such as Y or USY zeolite. Zeolites REX, REY and USY are often used in catalysts with high cracking activity. The binder is generally silica or alumina. The hydrogenation component will be a Group VI, Group VII, or Group VIII metal or their oxides or sulfides, preferably one or more of iron, chromium, molybdenum, tungsten, cobalt or nickel or their sulfides or oxides. These hydrogenation components, when present in the catalyst, will generally comprise from about 5% to about 40% by weight of the catalyst. Alternatively, noble metals, in particular platinum and/or palladium, may be present as the hydrogenation component, alone or in combination with base metal hydrogenation components: iron, chromium, molybdenum, tungsten, cobalt or nickel. The platinum group metals, if present, will generally constitute from about 0.1% to about 2% by weight of the catalyst. The hydrotreatment catalyst is typically designed to remove sulfur and nitrogen to achieve a certain degree of aromatic saturation. It will typically be a composite of a Group VI metal or a compound thereof supported by a porous refractory substrate such as alumina as a carrier. Examples of hydrotreatment catalysts are alumina-supported cobalt-molybdenum, nickel sulfide, nickel-tungsten, cobalt-tungsten and nickel-tungsten. Typically, such hydrotreatment catalysts are presulphated. Catalyst selection is dictated by process needs and product specifications. In particular, a noble metal catalyst can be used in the second stage when a small amount of H 2 S is present. A low acid catalyst can be used at the bottom of the second stage hydrocracking reactor in to avoid over-cracking of the distillate into gasoline and naphtha. Conditions - Hydrocracking Stage Reaction conditions in the hydrocracking reaction zone include a reaction temperature of between about 250°C and about 500°C (482°F-932°F), pressures of about 3.5 MPa to about 24.2 MPa (500-3500 psi), and a feed rate (volume of oil/vol. cat. h) of approximately 0.1 to approximately 20 h -1 . Hydrogen circulation rates generally range from about 350 standard liters of H2/kg of crude oil to 1780 standard liters of H2/kg of crude oil (2310-11750 standard cubic feet per barrel of oil). Reaction temperature ranges from about 340°C to about 455°C (644°F-851°F) are preferred. Total reaction pressures ranging from about 7.0 MPa to about 20.7 MPa (1000-3000 psi) are preferred. For the preferred catalyst system, preferred process conditions have been found to involve contacting the petroleum feedstock with hydrogen under hydrocracking conditions, including a pressure of about 13.8 MPa to about 20.7 MPa (2,000-3,000 psi), a ratio of gas to crude oil between approximately 379-909 standard liters H2/kg crude oil (2500-6000 scf/bbl), LHSV approximately 0.5-15 h-1, and temperatures ranging from 360°C to 427°C (680 °F-800°F). Feedstock and effluent characteristics - hydrotreatment stage The second refinery feed stream has a boiling range generally lower than that of the first refinery feed stream. Indeed, it is a feature of the present process that a significant portion of the second refinery feedstock stream has a normal boiling point in the middle distillate range, so that cracking is not necessary to achieve boiling point reduction. Thus, at least about 75% by volume of a suitable second refinery stream has a standard boiling point of less than about 537.8°C (1000°F). An exemplary preferred second refinery feedstock stream is a stream n with at least about 75% by volume components having a standard boiling point in the range of 121.1°C-371.1°C (250°F-700 °F). The method of the invention is particularly suitable for the treatment of middle distillate streams which are not suitable for high quality fuels. For example, the process is suitable for treating second refinery streams that contain high amounts of nitrogen and/or high amounts of aromatics, including streams that contain up to 90% aromatics and more. Examples of second refinery feedstock streams that are suitable for treatment by the method of the present invention are straight cut vacuum oils, including straight cut diesel, crude oil distillation, tower atmospheric distillation bottoms, or synthetic cracked materials such as coke oven gas oil, light circulating oil or heavy circulating oil. After treating the first refinery feed stream in the hydrocracking step, the effluent from the first hydrocracking reaction zone is combined with the second feed and the combination is fed together with hydrogen over the catalyst in the hydrotreating step. Since the hydrocracking effluent is already relatively free of impurities to be removed by hydrotreatment, the hydrocracking reactor effluent passes through the hydrotreatment reactor largely unchanged. And the unreacted or incompletely reacted feed remaining in the hydrotreater effluent is effectively separated from the hydrocracking reactor zone to prevent contamination of the catalyst contained therein. However, the presence of hydrocracking reactor effluent is an important and unexpected economic advantage in an integrated process. The effluent leaving the hydrocracking reactor carries considerable thermal energy. This energy can be used to heat the second refinery feed stream in the heat exchanger before the second feed stream enters the hydrotreatment reactor. This allows a cooler secondary feed stream to be added to the integrated system than would otherwise be required, and saves on furnace capacity and heating costs. As the second feed passes through the hydrotreater, the temperature rises again due to the heat of the exothermic reaction in the second zone. The hydrocracking reactor effluent in the second batch serves as a heat sink which slows down the temperature rise in the hydrotreater. The thermal energy contained in the liquid reaction products is further available for exchange with other streams requiring heating. Generally, the outlet temperature of the hydrotreater will be higher than the outlet temperature of the hydrocracking reactor. In this case, the present invention provides the additional benefit of heat transfer by increasing the temperature of the first batch of the hydrocracking reactor for more efficient heat transfer. The hydrocracking reactor effluent also carries unreacted hydrogen for use in the first stage reactor without any heating or pressurization requirements. Conditions - Hydrotreater Stage The hydrotreater is maintained under conditions sufficient to remove at least a portion of the aromatic compounds from the second refinery stream. The hydrotreater will be operated at a lower temperature than the hydrocracker, except for possible temperature gradients due to exothermic heating in the reaction zones, slowed down by the addition of relatively colder streams to one or more of the reaction zones. The feed rate of the liquid reactant stream through the reaction zones will be in the range of 0.1 to 20 h -1 hour liquid volume flow rate. The hydrotreatment reactor feed rate will be increased relative to the hydrocracking reactor feed rate by the amount of liquid in the second refining stream feed and will also be in the range of 0.1 to 20 h-1 hourly volumetric flow rate. liquid. These process conditions selected for the first reaction zone may be considered more severe than the conditions normally selected for a hydrotreatment process. For each rate, hydrotreatment conditions typically used in a hydrotreatment reactor will include a reaction temperature of between about 250°C and about 500°C (482°F-932°F), pressures of about 3 .5 MPa to approximately 24.2 MPa (500-3500 psi), and a feed rate (Vol Oil/Vol Cat H) of approximately 0.1 to approximately 20 h -1 . Hydrogen feed rates generally range from about 350 standard liters of H2/kg of crude oil to 1,780 standard liters of H2/kg of crude oil (2,310-11,750 standard cubic feet per bar/lb. e). Temperature ranges from about 340°C to about 455°C (644°F-851°F) are preferred. Preferred total reaction pressures range from about 7.0 MPa to about 20.7 MPa (1000-3000 psi). For the preferred catalyst system, preferred process conditions have been found to involve contacting the petroleum feedstock with hydrogen in the presence of a layered catalyst system under hydrocracking conditions involving a pressure of about 16.0 MPa (2300 psi), a gas to oil ratio of about 379 -909 standard liters of H2/kg crude oil (2,500 scf/bbl to approx. 6,000 scf/bbl), LHSV approx. 0.5-1.5 h -1 , and temperature range 360°C to 427°C °F-800°F). Under these conditions, at least about 50% of the aromatics are removed from the second refinery stream in the hydrotreater. The process is also expected to remove up to 30-70% or more nitrogen. However, the cracking conversion will generally be low, typically less than 20%. There are available standards for methods for determining the content of aromatics in refinery streams. These include the ASTM D5291 standard for the determination of nitrogen content in a stream containing more than approximately 1500 ppm nitrogen. ASTM D5762 can be used to determine the nitrogen content of a stream containing less than approximately 1500 ppm nitrogen. ASTM D2007 can be used to determine the aromatic content of refinery streams. Products Embodiments of this invention are particularly useful for producing middle distillate fractions boiling in the range of about 121-371°C (250-700°F). The middle distillate fraction is defined as having a boiling point of approximately 121.1°C to 371.1°C (250 to 700°F). At least 75 vol.%, preferably 85 vol.%, middle distillate constituents with a normal boiling point above 121.1°C (250°F). At least about 75 vol.%, preferably 85 vol.%, middle distillate components with a standard boiling point of less than 371.1°C (700°F). The term "middle distillate" includes fractions boiling in the diesel fuel, jet fuel and kerosene ranges. The kerosene or jet fuel range refers to the range between 38 and 274°C (280 and 525°F). "diesel boiling range" refers to hydrocarbons boiling in the range of 121 to 371°C (250 to 700°F). The method of the invention may also produce gasoline or naphtha. Gasoline or naphtha boils at standard conditions in the range below 204°C (400°F), or C5- The boiling ranges of the various product fractions recovered at a given refinery will depend on factors such as crude oil source characteristics, local refining markets and product prices Hydrotreated heavy gas oil, another product of this invention, boils in the range of 287 to 371°C (550 to 700°F) EXAMPLE The following are the conditions and results obtained using the process shown in Figure 1: Stage n 1 Column resp hydrogen/hydrotreatment reactor Stage n 2 Catalyst hydrogenation component Base metal Base metal Base metal or noble metal LHSV, h -1 0.3-3.5 0.3-2.0 0.5-7.0 Operating temperature , °C 300-440 250-400 250-440 Reactor inlet pressure, kg/cm2 g 100-230 90-220 80-170 Gas/oil ratio Nm3/m3 160-1500 160-1500 160-850 Conversion, % 20-70 25-75 Kerosene smoke point, mm 13-25 20-40 Diesel cetane number 30-55 50-75 Generally, cetane number increase is 20 to 45 and kerosene smoke point improvement is 7-27 mm .PL PL PL