申请/专利权人：阿克森斯公司

申请日：2016-12-23

公开（公告）日：2020-07-24

公开（公告）号：CN106957680B

主分类号：C10G67/00(20060101)

分类号：C10G67/00(20060101)

优先权：["20151223 FR 1563172"]

专利状态码：有效-授权

法律状态：2020.07.24#授权;2018.12.18#实质审查的生效;2017.07.18#公开

摘要：本发明涉及一种装置和方法，其对来自加氢转化或加氢处理单元的酸性气体和来自催化裂化单元的气体流出物共同实施压缩。

主权项：1.加氢转化或加氢处理装置，其目的在于构成催化裂化单元的原料，所述装置至少包括：·反应段R1，用于对旨在进料到催化裂化单元的原料实施加氢处理或加氢转化，·一个或多个高压分离器容器B1和或B2，其原料由从反应段R1排出的流出物形成，·压缩区K，用于对从B-1和或B-2排出的还称为再循环氢的气体流出物实施压缩，将所述压缩的气体流出物再引入到反应区R-1中，·分馏塔C-1，其通过高压分离器容器B-1和B-2的底部来进料，所述塔C-1至少分离出顶部馏分、石脑油馏分和重质馏分，所述重质馏分中的至少一部分进料到催化裂化段R-11，·炉F-1，用于加热反应段R1的原料或仅加热所述反应区所需的氢，又或者加热氢和原料两者，·催化裂化反应段R-11，向其进料从分馏塔C-1排出的重质馏分的至少一部分，·第二分馏塔C-11，用于来自催化裂化反应段R-11的流出物，以及·回收压缩机K-11，用于压缩至少一部分来自催化裂化单元的气体流出物和从分馏塔C-1排出的酸性气体，所述压缩机K-11任选地包括多个级。

全文数据：共同压缩加氢转化或加氢处理单元的酸性气体和催化裂化单元的气体流出物的装置和方法技术领域[0001]本发明涉及用于加氢转化常压或减压渣油、或减压瓦斯油或馏出物的方法或用于加氢处理减压瓦斯油或馏出物的方法的领域。常规的加氢转化或加氢处理方法包括用于分馏来自反应段的流出物的段，其主要实现两个目标，除去H2S和轻质烃以及主分馏单元的产物。除去H2S和轻质烃导致产生酸性气体，然后在用作燃料气之前所述酸性气体必须被清除。附图说明[0002]图1显示了加氢处理或加氢转化反应段R-I以及主分馏塔C-I和标识为B-I至B-5的不同分离器容器的示意图，所述加氢处理或加氢转化反应段R-I包括用于分馏反应流出物的段。[0003]在图1中用虚线标出三个任选段：[0004]-用于处理从主分馏塔C-I排出的中间流出物43并包括塔C-3的分离段；[0005]-用于处理分离器容器B-3的底部流出物并包括塔C-4的分离段;和[0006]-用于稳定从分馏塔C-I排出的石脑油并包括塔C-5的段，所述段可以从石脑油中除去残留的酸性气体。[0007]图1中的矩形F表示该段与图2所示的催化裂化段的连接位置。[0008]图2显示了具有包括塔C-Il的用于裂化气体的分馏区的催化裂化反应段R-Il和用于所述裂化气体的兼作K-11-1和K-11-2的压缩机K-Il的示意图。催化裂化单元的原料55基本上来自分馏塔C-I的底部流。背景技术[0009]美国专利号3733260描述了一种用于瓦斯油的加氢脱硫的方法，所述方法包括加氢脱硫反应段，将来自该段的流出物分离成气体馏分和在高温和高压下为液体的第一馏分，将所述气相部分冷凝成基本上包含氢的馏分和第二液体馏分，借助于预先处理的氢来从所述第一和第二液体馏分中汽提H2S和轻质烃，将汽提的烃分离成石脑油和瓦斯油，以及将所述石脑油再循环到冷凝步骤。[0010]在主分馏操作上游的所述汽提器的存在可以在用胺处理之后在送至炼油厂的燃料气网络的足够高的压力下除去酸性气体。然而，该配置需要产生用于汽提操作的回流，并且具有在汽提器的顶部空气冷凝器中消耗来自反应段的流出物中所包含的一部分能量的缺点。另外，汽提操作的进料所需的最佳温度低于下游分离操作所需的最低温度，这需要加热所述分离操作的原料，因此通常对于主分馏操作的进料存在炉。[0011]美国专利号3371029描述了一种分离来自用于转化烃的反应器的含氢流出物的方法，其中在主要烃分离操作上游不存在用于汽提H2S和烃的步骤参见表IV流22-27。[0012]该配置具有优于美国专利号3733260的优点，即选择热分离器容器的温度使得向主分馏塔供应蒸发由在反应器中的用于转化烃的反应产生的轻质馏分所需的热量。然而，在该系统中，酸性气体在主分离操作上游未被除去。该段在接近大气压的压力下操作，酸性气体必须在送往炼油厂的燃料气网络之前被压缩。[0013]根据本发明的方法由于与用于回收来自催化裂化单元的气体流出物的压缩机集成，通过除去加氢转化或加氢处理段的主分馏塔的顶部压缩机来克服那些缺点。发明内容[0014]本发明描述了一种加氢转化或加氢处理装置例如用于加氢脱硫），其目的在于构成催化裂化单元的原料，例如减压瓦斯油VGO、减压馏出物VD或减压渣油、或脱沥青油DAO型馏分，所述装置至少包括：[0015]•反应段Rl，用于对旨在进料到催化裂化单元的原料实施加氢处理或加氢转化，[0016]•一个或多个高压分离器容器BI和或B2,其原料由从反应段Rl排出的流出物形成，[0017]•压缩区K，用于对从B-I和或B-2排出的还称为再循环氢的气体流出物实施压缩，将所述压缩的气体流出物再引入到反应区R-I中，[0018]•分馏塔C-I，其通过高压分离器容器B-I和B-2的底部来进料，所述塔C-I至少分离出顶部馏分、石脑油馏分和重质馏分，所述重质馏分中的至少一部分进料到催化裂化段R-11，[0019]•炉F-1，用于加热反应段Rl的原料或仅加热所述反应区所需的氢，又或者加热氢和原料两者，[0020]•催化裂化反应段R-Il，向其进料从分馏塔C-I排出的重质馏分的至少一部分，[0021]•第二分馏塔C-11，用于来自催化裂化反应段R-Il的流出物，以及[0022]•回收压缩机K-Il，用于压缩至少一部分来自催化裂化单元的气体流出物和从主分馏塔C-I排出的酸性气体，所述压缩机K-Il可以包括多个级。[0023]优选地，根据本发明的装置进一步包括分别通过容器B-I和B-2的底部流出物进料的中压分离器容器B-3和B-4,并且分馏塔C-I通过容器B-4的底部且最终通过容器B-3的底部来进料。[0024]优选地，根据本发明的装置包括至少一个高压分离器容器B-14，其气体出口可以通向一个或多个吸收塔C-12至C-14,并且其液体出口可以通向用于来自催化裂化单元R-Il的气体流出物的分馏塔C-11。[0025]可以将从吸收塔C-12至C-14一个或多个排出的气体流出物送往胺和或碱液处理以除去硫化合物。[0026]根据本发明的装置还可以优选地包括用于稳定从分馏塔C-I排出的石脑油的段，所述段允许从石脑油中除去残留的酸性气体并且包括分离塔C-5,所述分离塔C-5的顶部馏分再加入到用于催化裂化单元的裂化气体的压缩机中。[0027]根据本发明的装置还可以优选地包括中间塔C-3,向其进料从主分馏塔C-I排出的中间馏分。[0028]根据本发明的装置还可以优选地包括在分馏塔C-I上游的汽提塔C-4,向其进料来自容器B-3或B-I的底部流，所述汽提塔C-4允许除去由反应段R-I的反应产生的气体部分，特别是H2S，将所述气体部分送至回收压缩机K-11。[0029]本发明还涉及使用上述装置的方法。在根据本发明的方法和装置中，加氢转化或加氢处理单元的反应段R-I可以包括一个或多个串联或并联布置的反应器，例如两个串联布置的反应器。[0030]反应段的每个反应器包括至少一个催化剂床。[0031]催化剂可用于固定床或膨胀床又或者鼓泡床中。在催化剂用于固定床中的情况下，可以在至少一个反应器中布置多个催化剂床。[0032]在根据本发明的方法中可以使用本领域技术人员已知的任何催化剂，例如包含选自周期分类的第VIII族新周期分类的第8、9和10族）的元素中的至少一种元素，以及任选地选自周期分类的第VIB族新周期分类的第6族的元素中的至少一种元素的催化剂。[0033]加氢处理或加氢转化单元R-I的操作条件通常如下：[0034]•温度通常为约200至约460°C，[0035]•总压力通常为约IMPa至约20MPa，通常为2至20MPa，优选为2.5至18MPa，非常优选为3至18MPa，[0036]•对于每个催化步骤的液体原料的总时空速通常为约0.1至约12,通常为约0.4至约10时空速定义为原料的体积流量与催化剂体积的比率），[0037]•在根据本发明的方法中使用的氢的纯度通常为50至100体积％，以及[0038]•相对于液体原料的氢的量通常为约50至约1200Nm3m3。[0039]在根据本发明的方法和装置中，催化裂化单元的反应段R-Il可以包括一个或多个串联或并联设置的反应器，所述反应器以流化或鼓泡操作模式操作，具有催化剂的上升或下降流动。该反应段还可以包括一个或多个串联或并联布置的再生器，所述再生器可以优选地装备有寻求向系统供应热量或从系统获取热量的元件（使用英语术语称为“catcooler”的催化剂冷却器、空气再热器等）[0040]可以或可以不包含本领域技术人员已知的ZSM-5型添加剂的任何催化制剂可以用于催化裂化单元的反应段中。[0041]催化裂化单元R-Il的操作条件通常如下：[0042]•反应区出口温度通常为约470°C至约650°C，优选为500°C至550°C，[0043]•反应区的出口压力通常为约0.05MPag至约2.25MPag，优选为0.IMPag至0·2MPag，[0044]•原料在反应区中的停留时间通常为约0.5秒至约20秒;优选为1秒至4秒，以及[0045]•相对于注入的新鲜原料的量的循环催化剂的量通常为约3至约25m3m3,优选为4至10m3m3。[0046]在根据本发明的方法的变体中，从分馏塔C-I提取中间馏分，将所述中间馏分送到中间塔C-3中并且将塔C-3的底部馏分借助于交换器E-4来冷却。[0047]根据本发明的方法的变体，选择足够高的分离塔C-4的压力以将从所述分离操作中排出的酸性气体送往用于催化裂化段R-11的裂化气体的压缩机K-11的中间级。[0048]根据本发明的方法的变体，选择足够高的分离塔C-5的压力以将从所述分离操作中排出的酸性气体送往用于催化裂化段R-11的裂化气体的压缩机K-11的中间级。[0049]根据本发明的装置和方法与现有技术的区别在于，其通过使用用于裂化气体的压缩机也称为回收压缩机K-11来提供对加氢转化或加氢处理单元R-I的酸性气体和来自催化裂化单元R-Il的气体流出物共同实施压缩。与相对于该压缩机涉及的总流量低的用于来自催化裂化单元的裂化气体的压缩机K-Il的附加原料流量成比例，在资本投资方面所得的优势相应地更大。因此，相对于通过抑制加氢转化或加氢处理单元的主分馏段的顶部压缩机来提供的增益，用于裂化气体压缩机的边际成本是低的。[0050]本发明的另一个优点是允许在催化裂化单元内的专用段中回收来自加氢转化或加氢处理单元的酸性气体中存在的液化石油气和石脑油。具体实施方式[0051]图1和图2描述了根据本发明的装置和方法的可能的实施方案之一。[0052]图1显示了加氢处理或加氢转化段R-I与分馏塔C-1，将所述分馏塔C-I的底部馏分53变为55送往由矩形F表示的催化裂化单元R-11。[0053]图2显示了催化裂化段R-Il，以及其用于分馏裂化气体的塔C-Il和标识为K-11-1和K-11-2的一个或多个裂化气体压缩机K-11。[0054]在下文的描述中并且在无论如何不构成任何限制的情况下，加氢处理R-I为加氢脱硫。[0055]原料如减压渣油经由管线1图1经由栗P-I进料。优选相对于原料过量的氢经由管线2和压缩机K-2,然后管线3并且在经由管线4进入原料-流出物交换器E-I之前与原料1混合进料。交换器E-I可以借助于来自加氢脱硫反应器R-I的流出物来预热原料。在该交换之后，原料经由管线5进料到炉F-I中，这使得原料达到加氢脱硫反应所需的温度水平，然后将热原料经由管线6送到由包含至少一种加氢脱硫催化剂的至少一个加氢脱硫反应器形成的加氢脱硫段R-I中。[0056]然后将来自反应器R-I的流出物经由管线10送往交换器E-1，然后经由管线11送往高压热分离器容器B-1。在该容器中分离气体馏分并经由管线12回收。将至少部分脱硫的液体馏分在底部经由管线20回收，并再经由阀V-2送至容器B-3。气体馏分12包含未反应的氢、在反应中形成的硫化氢H2S以及通常由加氢脱硫反应段R-I的原料的烃的转化产生的轻质烃。[0057]在交换器E-2和空气冷凝器A-I中冷却之后，将气体馏分12经由管线13送到高压冷分离器容器B-2中，其允许实施气-液分离操作和水性液相的沉降两者。[0058]在阀或液体涡轮机V-I中膨胀之后，将从分离器容器B-2排出的液态烃相经由管线21送往中压冷分离器容器B-4。[0059]优选将也在容器B-2中分离的水经由管线72送往容器B-4。[0060]将从高压冷分离器容器B-2排出的气体馏分经由管线14送往胺吸收器或洗涤塔C-2,其允许除去至少一部*H2S，然后将含有氢的气体馏分经由管线15和16在借助于压缩机K-I压缩并与原料1混合之后再循环到加氢脱硫反应器R-I。[0061]在阀或液体涡轮机V-2中膨胀之后，将来自容器B-I的液体流出物经由管线20送往中压热分离器容器B-3。[0062]在容器B-3中分离气体馏分并经由管线22回收。气体馏分包含未反应的氢、在反应中形成的硫化氢H2S以及通常来自加氢脱硫反应段R-I的原料的烃的转化的轻质烃。[0063]在空气冷凝器A-2中冷却之后，将该馏分经由管线23送到中压冷分离器容器B-4。将至少部分脱硫的液体馏分在底部回收、通过阀V-5膨胀并在送到交换器E-3中之后经由管线32送往分馏塔C-I。[0064]水在容器B-4底部经由管线74排出，并且气体经由管线73排放。[0065]来自容器B-4的液体流出物经由管线32和33在经由阀V-5膨胀并在交换器E-3中加热之后进料到分馏塔C-I中。[0066]分馏塔C-I在低压约0.2MPa下操作。分离所需的热量优选由热分离器容器B-3的温度供应。主分馏塔C-I还通过经由管线40的汽提蒸汽来进料。[0067]将分馏塔C-I的顶部馏分在空气制冷单元A-3中冷却之后送到容器B-5中。[0068]回收的顶部馏分在容器B-5的顶部经由管线41流出，其含有残留的酸性气体，所述残留的酸性气体经由管线42送至空气冷凝器A-Il的上游或交换器E-Il的下游，又或者该交换器的下游详细示于图2中一条和多条管线42。[0069]在分离器容器B-5的底部获得的产物经由设有栗P-3的管线50排放。该物流50由终馏点低于200°C的石脑油馏分形成。将来自容器B-5的底部液体的另一部分经由栗P-2送到分尚塔C-I的顶部。[0070]在本发明的优选变体中，用于经由管线50来自分馏塔C-I的石脑油的稳定塔C-5可以除去石脑油的残留的酸性气体，所述石脑油在交换器E-8中冷却之后经由管线60产生并输出。在交换器E-9中冷却然后送到容器B-7中之后，还将由此在塔C-5中的分离操作的顶部回收的酸性气体经由管线61、62然后42,或管线63然后37送往催化裂化单元的压缩机。在容器B-7底部回收液体馏分，将其经由栗P-8再循环到塔C-5。[0071]可以选择足够高的分离塔C-5中的压力以将从该分离操作中排出的酸性气体经由管线37送往压缩机K-11的中间级。[0072]将从主分馏塔C-I经由管线43排出的中间馏分送到中间塔C-3中。将经由管线51和栗P-5的来自塔C-3的底部馏分借助于交换器E-4来冷却，然后经由管线52回收。塔C-3装备有再沸器E-7。[0073]优选地，物流52是具有小于360°C的在95%体积下的蒸馏温度的瓦斯油馏分根据标准NFENISO3405。[0074]从主分馏塔C-I经由管线53排出的重质馏分在通过栗P-4之后借助于交换器E-5来冷却。以这种方式经由管线55获得的馏分是加氢处理的减压瓦斯油，在脱硫的本发明的情况下，其构成催化裂化段参见图2的主要原料。该主要原料可以通过经由管线101引入的各种其它原料来补充。[0075]在另一操作模式中，可以经由管线50回收从石脑油到轻质瓦斯油的馏分，并且经由管线55回收重质瓦斯油馏分。在这种情况下，分馏塔C-I不包括中间塔C-3,并且不存在管线51和52。[0076]催化裂化单元R-Il的原料至少部分地由从加氢脱硫单元R-I的主分馏塔C-I排出的重质馏分55形成，其它外部原料可以经由管线101添加。[0077]将催化裂化单元的组合原料物流55和101注入到反应段R-Il图2中，其中使所述组合原料与从再生区排出的热催化剂接触以进行催化裂化反应。[0078]然后将在反应区R-11的顶部以气体形式排出的来自反应器R-11的热流出物经由管线102送至在高温通常大于500°C下的主分馏塔C-Il的底部。[0079]由于不同的循环回流本文中未描述），从分馏塔C-Il中提取不同的馏分。[0080]在较低温度通常为约100°C至130°C和低压通常约1巴（0.IMPa有效）下的气体轻质馏分经由管线103从C-Il排出。然后在送到主分馏塔C-Il的回流容器B-Il之前，所述气体轻质馏分在空气冷凝器A-Il和随后在水冷却器E-Il中冷却，所述容器B-Il可以实施气-液分离和通过管线105除去的水性液相的沉降两者。[0081]在回流容器B-Il的上游，注入来自加氢脱硫单元的主分馏塔C-I的气体顶部馏分，其已经经由管线41和随后42回收。对于引入气体馏分42的不同点均设置在回流容器B-Il的上游。[0082]在本发明的变体中，可以在分馏塔C-I的上游实施汽提塔C-4。汽提塔C-4旨在除去由反应段R-I的反应产生的气体部分，特别是1125。[0083]该塔C-4通过来自容器B-3的底部物流经由管线30进料。塔C-4优选借助于经由管线35引入的任何汽提气体如含氢气体或蒸汽来汽提。优选地，使用蒸汽来进行汽提操作。将从汽提塔C-4的顶部排出的酸性气体在冷凝器E-6中冷却并送到回流容器B-6中之后经由管线36和随后37送到催化裂化段R-11中。[0084]确实可以选择足够高的分离塔C-4的压力以将来自该分离操作的酸性气体能够经由管线37送往压缩机K-Il的中间级。最合适的注入点将取决于使能量消耗最小化的温度和压力。[0085]将从分离器容器B-Il排出的液态烃相的一部分作为回流经由管线104送至塔C-11，而将其余部分经由管线105送往次级分馏操作以更精细地将轻质气体与液化石油气、汽油和较重馏分分离所述次级分馏操作既未描述也未在图2中示出）。[0086]将从分离器容器B-11排出的气态经相经由管线106送往分离器容器B-12，然后送往裂化气体压缩机K-Il的第一级K-11-1的吸入口（suction。将来自K-11-1的排出物在送到分离器容器B-13之前，接连在空气冷凝器A-12和随后水冷却器E-12中冷却。[0087]将在容器B-12和B-13的底部回收的液体馏分再循环到主分馏操作C-Il或次级分馏操作本文中未描述）。[0088]将从分离器容器B-13排出的气体馏分送往裂化气体压缩机K-11的第二级K-11-2的吸入口。根据优选的变体，将来自K-11-2的排出物在送到高压分离器容器B-14之前，接连在空气冷凝器A-13和随后水冷却器E-13中冷却，所述高压分离器容器B-14可以实施气-液分离和经由管线107排出的水性液相的沉降两者。[0089]仍然根据该优选的变体，将来自分离器容器B-14的液态烃相经由管线107送往次级分馏操作以更精细地分离以液体形式回收的烃，而将水性液相送至适当的处理本文中未描述。[0090]将从分离器容器B-14排出的气态烃相经由管线108送到一个或多个吸收塔C-12、C-13、C-14中，以通过使其与从次级分馏操作本文中未描述排出的越来越轻的烃馏分接触来逐渐除去比燃料气更重的最后物质。[0091]将来自吸收塔C-12和C-13的气态烃流出物分别在交换器E-14和E-15中用水冷却。在经由管线109送至炼油厂的燃料气网络之前，在胺吸收塔C-14中除去硫化合物，特别是H2S。胺的溶液分别通过管线110和112引入。如果需要，可以实施用于纯化该蒸气物流的补充步骤。分别在114、113和111处的塔012、：-13和：-14的底部物流是在可能的后处理之后可以进行使用的过程产物。[0092]实施例[0093]下表1显示了根据现有技术的系统，即具有用于主分馏塔C-I的顶部气体的压缩机，以及根据本发明，即仅具有用于催化裂化单元R-Il的裂化气体的压缩机K-Il所获得的结果，两者同样处理分馏塔C-I的顶部气体。[0094]根据本发明的实施例对应于图1和图2中的布局，而没有任选的塔C-3、C-4、C-5以及图1中用虚线表示的相应段。[0095]根据本发明的布局，由于与用于催化裂化单元的气体流出物的回收压缩机K-Il集成，加氢转化或加氢处理段R-I的主分馏塔C-I的顶部压缩机受到抑制。[0096]由于附加物流42,在催化裂化段的压缩机K-Il的入口处的总流量的增加非常低1%的数量级）。[0097]此外，在催化裂化单元R-Il的反应段下游和在加氢脱硫和分馏之后回收的石脑油的量增加了0.5%，并且回收的液化石油气的附加量为约1%。[0098]因此，根据本发明的装置和方法可以节省主分馏塔C-I的顶部压缩机，而不显著增加催化裂化段的压缩机K-Il的容量，并因此在基本相同和甚至稍微提高的性能水平的情况下，在资本投资和操作成本方面实现节省。[0099][0100]藍。

权利要求：1.加氢转化或加氢处理装置，其目的在于构成催化裂化单元的原料，如减压瓦斯油VGO、减压馏出物VD或减压渣油、或脱沥青油DAO型馏分，所述装置至少包括：•反应段R1，用于对旨在进料到催化裂化单元的原料实施加氢处理或加氢转化，•一个或多个高压分离器容器Bl和或B2,其原料由从反应段Rl排出的流出物形成，•压缩区K，用于对从B-I和或B-2排出的还称为再循环氢的气体流出物实施压缩，将所述压缩的气体流出物再引入到反应区R-I中，•分馏塔C-I，其通过高压分离器容器B-I和B-2的底部来进料，所述塔C-I至少分离出顶部馏分、石脑油馏分和重质馏分，所述重质馏分中的至少一部分进料到催化裂化段R-11，•炉F-I，用于加热反应段Rl的原料或仅加热所述反应区所需的氢，又或者加热氢和原料两者，•催化裂化反应段R-Il，向其进料从分馏塔C-I排出的重质馏分的至少一部分，•第二分馏塔C-11，用于来自催化裂化反应段R-11的流出物，以及•回收压缩机K-11，用于压缩至少一部分来自催化裂化单元的气体流出物和从主分馏塔C-I排出的酸性气体，所述压缩机K-Il可以包括多个级。2.根据权利要求1所述的装置，进一步包括分别由容器B-I和B-2的底部流出物进料的中压分离器容器B-3和B-4，并且其中分馏塔C-I通过容器B-3和B-4的底部来进料。3.根据权利要求1和2任一项所述的装置，进一步包括至少一个高压分离器容器B-14，其气体出口可以通向一个或多个吸收塔，并且其液体出口可以通向用于来自催化裂化单元R-11的气体流出物的分馏塔C-11。4.根据权利要求1至3任一项所述的装置，进一步包括用于稳定从所述分馏塔C-I排出的石脑油的段，其允许从石脑油中除去残留的酸性气体并包括分离塔C-5,所述分离塔C-5的顶部馏分再加入到用于催化裂化单元的裂化气体的压缩机中。5.根据权利要求1至4任一项所述的装置，进一步包括由从主分馏塔C-I排出的中间馏分进料的中间塔C-3。6.根据权利要求1至5任一项所述的装置，进一步包括在分馏塔C-I上游的汽提塔C-4，向其进料来自容器B-3或B-I的底部流，所述汽提塔C-4允许除去由反应段R-I的反应产生的气体部分，特别是出3，将所述气体部分送至回收压缩机K-11。7.使用根据权利要求1至6任一项所述的装置的加氢处理或加氢转化方法。8.根据权利要求7所述的方法，其中所述加氢处理或加氢转化反应段R-I的操作条件如下：•温度为约200至约460°C，•总压力为约IMPa至约20MPa，通常为2至20MPa，优选为2.5至18MPa，非常优选为3至18MPa，•对于每个催化步骤的液体原料的总时空速为约0.1至约12,通常为约0.4至约10，•在根据本发明的方法中使用的氢的纯度为50至100体积％，以及•相对于液体原料的氢的量为约50至约1200Nm3m3。9.根据权利要求7和8任一项所述方法，其中催化裂化段R-11的操作条件如下：•反应区出口温度为约470°C至约650°C，优选为500°C至550°C，•反应区的出口压力为约〇.〇5MPag至约2.25MPag，优选为O.IMPag至0.2MPag，•原料在反应区中的停留时间为约0.5秒至约20秒;优选为1秒至4秒，以及•相对于注入的新鲜原料的量的循环催化剂的量为约3至约25m3m3,优选为4至IOm3m3〇10.根据权利要求7至10任一项所述的方法，其中从所述分馏塔C-I中提取中间馏分，将所述中间馏分送到中间塔C-3中并且将塔C-3的底部馏分借助于交换器E-4来冷却。11.根据权利要求7至10任一项所述的方法，其中选择足够高的分离塔C-4的压力以将从所述分离操作中排出的酸性气体送往用于催化裂化段R-Il的裂化气体的压缩机K-Il的中间级。12.根据权利要求7至11任一项所述的方法，其中选择足够高的分离塔C-5的压力以将从所述分离操作中排出的酸性气体送往用于催化裂化段R-Il的裂化气体的压缩机K-Il的中间级。

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