由轻质烃原料制备中间馏出物的加氢裂化方法与流程

相关申请的交叉引用

本申请要求2018年5月25日提交的名称为“由轻质烃原料制备中间馏出物的加氢裂化方法(ahydrocrackingprocessformakingmiddledistillatefromalighthydrocarbonfeedstock)”的美国临时专利申请62/676,398的权益，所述美国临时专利申请的全部内容通过引用并入本文。

本发明涉及一种由如轻质真空瓦斯油等相对轻质的烃原料优先制备如柴油等中间馏出物的加氢裂化方法。

背景技术：

炼油厂通常应用加氢裂化方法来转化高沸点烃原料，以产生更有价值的产物，如石脑油和中间馏出物。加氢裂化方法还可以通过应用作为整个加氢裂化方法的一部分的加氢处理步骤从原料中去除有机硫和有机氮。

加氢裂化通常通过在升高的反应温度和压力下，在氢气的存在下，使瓦斯油或其它重质烃原料与反应容器内含有的加氢裂化催化剂接触来执行，以得到更轻质、更有价值的烃产物。这些产物通常在85℃(185℉)到215℃(419℉)的汽油沸点范围以及150℃(302℉)到425℃(797℉)的中间馏出物沸点范围内沸腾。加氢裂化催化剂通常包含氢化金属组分、结晶铝硅酸盐材料(如x型和y型沸石)以及难熔性无机氧化物，如二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝。

加氢裂化方法通常包含预处理步骤，然后是加氢裂化步骤或者在某些方法的情况下两个加氢裂化步骤。预处理步骤提供了烃原料中的有机硫和有机氮化合物的加氢脱硫和加氢脱氮，以通过氢化将其转化成硫化氢和氨。预处理催化剂通常包含用无机氧化物基质材料负载或与无机氧化物基质材料合并的viii族金属组分和vi族金属组分。

两级加氢裂化方法的一种类型在us3,726,788中进行了公开。此两级方法包含用于加工高芳香族烃原料以获得高芳香族石脑油产物和低芳香族涡轮机燃料产物的两个分馏步骤和两个加氢裂化级。第一加氢裂化级在硫化氢和氨的存在下执行，以抑制芳烃的氢化。在第一加氢裂化级进料中氨的存在起到抑制加氢裂化催化剂活性的作用，这导致对芳烃的氢化的抑制。闪蒸分离和第一级分馏的组合介于第一加氢裂化级和第二加氢裂化级之间。

闪蒸分离和分馏分离的组合提供了低浓度的氨和硫化氢与氢处理气体混合的高沸点、高芳烃烃流，其含有很少的氨或不含有氨，但是具有可控浓度的硫化氢。将此混合流引入到第二加氢裂化级中。氢处理气体的可控浓度的硫化氢抑制芳烃的氢化。还控制此硫化氢浓度，以提供满足期望的芳烃规格的低芳香族石脑油和低芳香族涡轮机燃料产物。

未表明'788专利的两级加氢裂化方法可以提供用于轻质瓦斯油原料的简单加工，所述简单加工选择性地产生中间馏出物并且具体地产生高质量低硫柴油。'788专利的方法需要使用两个分馏步骤，其中第一分馏步骤介于两个加氢裂化级之间。将'788专利的方法的第一级分馏器底部产物引入到第二级加氢裂化反应器中，并且不将其传递到第二级分馏器。进一步指出，'788专利未表明使用不同类型的功能催化剂的堆积床来提供选择性地产生中间馏出物并且提供操作灵活性。

另一两级加氢裂化方法在us3,816,296中进行了公开。此方法提供了在700℉以上沸点的加氢裂化重质烃，以选择性地产生在300℉与700℉之间沸腾的中桶(midbarrel)燃料以及较低沸点产物，如汽油或石脑油馏份。如所期望地通过将某些含氮化合物受控地添加到所述方法的第二级加氢裂化区中来控制和改变这些产物对于给定加氢裂化转化的产率。氮化合物包含氨和可在加氢裂化区中转化为氨的其它含氮化合物。

'296专利的方法的中桶加氢裂化催化剂包括难熔性氧化物载体，所述难熔性氧化物载体为至少约50重量％的无定形氧化铝，具有少于30重量％的结晶沸石以及氢化活性组分。

'296专利的方法包含定位在初始加氢裂化反应级与第二加氢裂化反应级之间的高压洗涤器分离器和分馏器。来自初始加氢裂化反应级的流出物传递到提供水洗涤流出物以去除氨和硫化氢的高压洗涤器分离器。经过洗涤的流出物传递到分馏器，所述分馏器将其分成在400℉以下沸腾的汽油范围烃、在汽油临界点(cutpoint)与约700℉之间沸腾的中桶燃料以及在约700℉以上沸腾的未转化的烃。将氮化合物添加到传递到第二加氢裂化反应级的未转化的烃中。将来自第二加氢裂化反应级的流出物传递到分离器，并且将所分离的液体再循环到分馏器。

'296专利的方法的要求的特征是在第一级加氢裂化反应器与第二级加氢裂化反应器之间使用分馏步骤。未表明使用不同类型的功能催化剂的堆积床来提供选择性地产生中间馏出物并且提供操作灵活性。'296专利不承认使用骤冷气体可帮助控制加氢裂化反应级的反应温度。

另一专利us8,318,006公开了一种一次通过性加氢裂化方法。此方法的特征在于放置在加氢精炼步骤与加氢裂化步骤之间的中间热闪蒸步骤。中间热闪蒸提供了氨的至少一部分与离开加氢精炼步骤的流出物的分离。在将来自中间热闪蒸步骤的液体流出物引入到方法的第二反应步骤中之前，不存在所述液体流出物的蒸馏。第二反应区在加氢裂化催化剂的至少一个床的上游包括加氢精炼催化剂的至少一个床。'006专利没有公开使用骤冷气体来控制第二反应区内的加氢裂化反应温度。控制准许进入加氢裂化步骤的氨的量提高了方法的灵活性，并且改进了加氢裂化催化剂的中间馏出物选择性。

有时期望在加氢裂化单元中加工仅略重于柴油的轻质瓦斯油原料以优先得到柴油，而不是石脑油或汽油。然而，可能难以加氢裂化仅略重于柴油的瓦斯油以制备高质量柴油产物，因为其沸腾温度可能会重叠，这使得难以控制裂化以得到柴油而不是石脑油或汽油的量。

而且，市场经济学有时使将加氢裂化单元的操作从汽油产生操作模式改变为馏出物或柴油产生操作模式变得有益。因此，加氢裂化单元操作灵活性对于最大化其操作经济性可能很重要。当在柴油产生模式下操作加氢裂化单元时，柴油产物应为高质量，如具有低芳烃含量和高十六烷数，并且其还应满足超低硫柴油规格。因此，对于加氢裂化单元而言，重要的是包含提供用于其制备高质量、超低硫的柴油的操作的特征。

技术实现要素：

因此，提供了一种用于转化轻质瓦斯油原料以产生柴油产物的加氢裂化方法。在此方法中，将所述轻质瓦斯油原料引入到由第一反应器限定并且含有第一预处理催化剂的第一反应区中，并且从所述第一反应区得到第一反应器流出物。将所述第一反应器流出物引入到由第二反应器限定并且含有第一加氢裂化催化剂的第二反应区中，并且从所述第二反应区得到第二反应器流出物。将所述第二反应器流出物引入到由第一分离容器限定的第一分离区中，所述第一分离容器提供了用于将所述第二反应器流出物分离成第一分离蒸气和第一分离液体的装置。将所述第一分离液体引入到分馏器中，所述分馏器提供用于所述第一分离液体的蒸馏分离，以得到至少底部产物和另一产物。将所述底部产物引入到由第三反应器限定的第三反应区中，其中所述第三反应区内包含包括第二预处理催化剂的顶床和包括第二加氢裂化催化剂的底床。从所述第三反应区得到第三反应器流出物，并且将所述第三反应器流出物引入到由第二分离容器限定的第二分离区中，所述第二分离容器提供了用于将所述第三反应器流出物分离成第二分离蒸气和第二分离液体的装置。将所述第二分离液体引入到所述分馏器中。

附图说明

附图呈现了用于转化烃原料以优先地得到本发明的中间馏出物的两级加氢裂化的一个实施例的方法流程图。

具体实施方式

本发明涉及一种两级加氢裂化方法，所述两级加氢裂化方法用于转化轻质瓦斯油原料，以选择地或优先地得到中间馏出物产物以及尤其超低硫柴油。本发明的方法包含在石脑油产生操作模式与柴油产生操作模式之间提供两级加氢裂化方法的灵活操作的元件和特征。所述方法进一步提供了加氢裂化轻质瓦斯油原料，所述轻质瓦斯油原料的沸腾范围与柴油的沸腾范围重叠但是会变换，使得其略高于柴油的沸腾范围。此原料比由加氢裂化单元加工的大多数典型瓦斯油原料轻；并且，因此，其更难以加工，以选择性地得到柴油而不是汽油并且以得到高质量的柴油产物，如超低硫柴油。

轻质瓦斯油原料可以来自任何烃源，例如，石油原油。其通常是石油原油的大气馏出物或轻质真空馏出物。轻质瓦斯油原料可以表征为初始沸腾温度大于约135℃(275℉)，并且最终沸腾温度小于约440℃(824℉)。更具体地，使用蒸馏测试方法astmd-86回收10体积％的轻质瓦斯油的温度，即，t(10)大于或为约135℃(275℉)、优选地大于150℃(302℉)以及最优选地大于或为约165℃(329℉)。使用蒸馏测试方法astmd-86回收90体积％的轻质瓦斯油的温度，即，t(90)小于或为约424℃(797℉)、优选地小于或为约约400℃(752℉)以及更优选地小于或为约375℃(707℉)。

轻瓦斯油原料的硫含量通常在原料的向上5重量％的范围内。更通常地在0.1wt.％到5wt％，以及最通常地0.5wt.％到4wt.％或0.75wt.％到3wt.％的范围内。硫含量可以通过测试方法astmd5453或任何其它合适的或可比较的测试方法来确定。

轻质瓦斯油原料的氮含量通常大于按重量的百万分之500(ppmw)，并且通常在500ppmw到5,000ppmw的范围内。更通常地，轻质瓦斯油原料的氮含量在700ppmw到4,000ppmw的范围内。氮含量可以通过测试方法astmd5762或任何其它合适的或可比较的测试方法来确定。

通过本发明的加氢裂化方法提供的柴油产物相比于其轻质瓦斯油原料，具有显著降低的硫含量。所述方法通常将提供硫含量小于50ppmw的柴油产物，并且优选地，所述硫含量小于10ppmw。氮含量也显著降低。柴油产物的氮含量通常降低到小于50ppmw，并且其通常处于1ppmw到10ppmw的范围内。

由本发明的加氢裂化方法得到的中间馏出物可以包含煤油和柴油。尽管不是优选的，但方法还可得到在石脑油沸腾范围内沸腾的产物。然而，优选的是以柴油产生模式操作所述方法，以优先得到和产生柴油产物。确实，本发明的方法的一个方面在于，其提供了选择性生产与煤油和石脑油相反的柴油。

所述方法的柴油产物表征为初始沸腾温度介于125℃(257℉)与150℃(302℉)之间，并且最终沸腾温度介于370℃(698℉)与400℃(752℉)之间。对于柴油产物而言，优选的是，t(90)温度处于282℃(540℉)到338℃(640℉)的范围内。

本发明的方法(方法)的第一步骤包含将轻质瓦斯油原料(原料)传递到处理单元的第一反应器，并将其与添加的氢气一起引入到由第一反应器限定的第一反应区中。第一反应区内含有与原料接触的第一预处理催化剂床，所述接触是在氢气存在下，在足以将原料的有机硫化合物的大部分转化成硫化氢并且将原料的有机氮化合物的大部分转化成氨的合适加氢处理(即，加氢脱硫和加氢脱氮)反应条件下进行。

第一预处理催化剂可以是合适地提供原料的加氢脱硫和加氢脱氮的任何已知加氢处理催化剂。通常，第一预处理催化剂包括无机氧化物载体材料(如氧化铝、二氧化硅和二氧化硅-氧化铝)以及氢化金属组分。氢化金属可以是viii族金属(镍或钴)或vi族金属(钼或钨)或其任何组合。通常，viii族金属基于氧化物和催化剂的总重量，以范围为1重量％到20重量％的浓度存在于在第一预处理催化剂中，并且vi族金属基于氧化物和催化剂的总重量，以范围为1重量％到20重量％的浓度存在。美国专利第8,318,006号中公开和描述的各种加氢精炼催化剂可以适当地用作方法的第一预处理催化剂。us8,318,006通过引用并入本文。

第一反应区操作的加氢处理反应条件包含范围在约550℉到约850℉的加氢处理温度以及范围在约1400psi到2000psi的加氢处理压力。液时空速(lhsv)的范围为约0.1hr^-1到10hr^-1。氢处理气体速率的范围为约500scf/桶原料到约8000scf/桶原料。控制第一反应区内的加氢处理反应条件，以获得原料中95重量％到99.9重量％的有机硫转化为硫化氢，以及原料中95重量％到99.9重量％的有机氮转化为氨。

从第一反应器的第一反应区得到第一反应器流出物。第一反应器流出物从第一反应区传递，并且与添加的氢气一起被引入到由第二反应器限定的第二反应区中。包含在第二反应区内的是第一加氢裂化催化剂的床，第一反应器流出物与所述第一加氢裂化催化剂在氢气的存在下，在足以提供期望量的第一反应器流出物的加氢裂化的合适加氢裂化反应条件下接触。

第一加氢裂化催化剂可以是合适地提供第一反应器流出物的期望的第一级裂化的任何已知加氢裂化催化剂。通常，第一加氢裂化催化剂包括沸石组分、无机氧化物组分和氢化金属组分。

可以作为第一加氢裂化催化剂的合适组分的各种沸石包含，例如，沸石x、沸石y、沸石β和zsm-5。沸石组分可以以催化剂的高达约80wt.％的量存在于第一加氢裂化催化剂中。

无机氧化物组分可以选自由氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、二氧化硅-氧化铝以及其组合组成的组，并且其以超过催化剂的25wt.％的量存在于第一加氢裂化催化剂中。

氢化金属组分包含可以以范围为催化剂的约1wt.％到10wt.％的量存在于第一加氢裂化催化剂中的镍或钴或两者。氢化金属组分进一步可以包含钨或钼或两者，并且如果存在的话，存在于第一加氢裂化催化剂中的量的范围为催化剂的5wt.％到25wt.％。第一加氢裂化催化剂还可以包含镍或钴与钼或钨的组合。

美国专利第8,318,006号中公开和描述的各种加氢裂化催化剂可以适当地用作第一加氢裂化催化剂。其它可能的加氢裂化催化剂组合物在美国专利第7,749,373、美国专利第7,192,900号和美国专利第7,048,845号中进行了公开和描述。这些专利通过引用并入本文。

第二反应区操作的加氢裂化反应条件包含范围在约550℉到约850℉的加氢裂化温度以及范围在约1400psi到2000psi的加氢裂化压力。液时空速(lhsv)的范围为约0.1hr^-1到10hr^-1。与第一反应器流出物混合的氢的量的范围为约500scf到约8000scf/桶引入到第二反应区中的第一反应器流出物。控制第二反应区内的加氢裂化反应条件以获得第一反应器流出物的期望的转化。

从第二反应器的第二反应区得到第二反应器流出物，并将其传递到水洗步骤。在水洗步骤中，将第二反应器流出物与提供去除第二反应器流出物中含有的氨和硫化氢的至少一部分的洗涤水混合。包括去除的氨和硫化氢的水相的分离发生在由分离容器限定的分离区内，所述分离容器提供了用于将洗涤水和第二反应器流出物的混合物分离以得到第二反应器流出物和水相的装置，所述第二反应器流出物已经洗涤了氨和硫化氢，所述水相含有氨和硫化氢。

然后将经过洗涤的第二反应器流出物传递并引入到由第一分离容器限定的第一分离区中。第一分离容器提供了用于将第二反应器流出物分离成第一分离蒸气的装置，所述第一分离蒸气包括作为第一分离蒸气的主要部分的氢气和第一分离液体。第一分离区在优选地接近第二反应区的操作压力的高压条件下操作。通常，第一分离区内的相分离为单级重力气液相分离。

第一分离液体传递并被引入到分馏塔的分馏区中，所述分馏塔提供了用于蒸馏分离第一分离液体以得到重质底部产物和包含本发明的方法的最终柴油产物的一种或多种产物的装置。来自分馏塔的其它可能产物流可以包含包括轻质石蜡的塔顶产物、石脑油产物和煤油产物。煤油产物表征为最大t(10)为205℃(401℉)，最大终点为300℃(572℉)。石脑油产物可以包含沸腾温度的范围为约40℃(104℉)到220℃(428℉)的烃。分馏塔可以是蒸馏领域的技术人员已知或可设计的任何合适的设备或设计。

分馏塔的重质底部产物主要包括沸腾温度高于371℃(700℃)的烃。此重质底部产物作为进料传递，并且被引入到由第三反应器限定的第三反应区中。

第三反应区包含催化剂的堆积床而不是单个催化剂床是工艺的基本特征。第三反应区的进一步的特征是其上部部分包含第二预处理催化剂而不是加氢裂化催化剂的顶床，并且其下部部分包含第二加氢裂化催化剂的底床。

将第二预处理催化剂放置到第三反应区的上部部分在本发明的加氢裂化方法的整个操作中提供了几个益处。一个此益处是，其允许在操作本发明的加氢裂化方法以选择性地制备高质量柴油产物时有更大的灵活性。其通过帮助控制在第三反应区的下部部分中的第二加氢裂化催化剂的底床内的加氢裂化温度来进行。包括第二预处理催化剂的顶床用不具有或几乎没有加氢裂化功能的催化剂填充第三反应区的一部分，从而导致第三反应器中含有的总加氢裂化催化剂更少，并且提供比将由充满加氢裂化催化剂的反应容器提供的加氢裂化更少的加氢裂化。由于如本文所定义的轻质瓦斯油原料的加工，以选择性地得到柴油产物而不是轻质石脑油和煤油产物，因此需要减少加氢裂化的量。

将第二预处理催化剂放置在第三反应区中作为顶床的另一个益处是，其提供了在方法的第一步骤中未氢化但保留在第一分离液体中的有机硫和有机氮化合物的氢化。这些化合物的氢化得到了少量的氨和硫化氢。氨倾向于抑制第二加氢裂化催化剂的加氢裂化活性并且提供更好的柴油产率。同时，芳香族化合物的另外的氢化将进一步增强其它柴油质量，如超低芳香族含量和高十六烷数。本发明的方法由于其改进的氢化和产物体积膨胀而提供了比典型现有技术加氢裂化器配置的产率高的总体柴油产率。

由第三反应器容器限定的第三反应区的总体积包含第二预处理催化剂的顶床体积和第二加氢裂化催化剂的底床体积。第三反应区内顶床体积与底床体积之比应在0.1:1到1.5:1的范围内。优选地，此体积比在0.2:1到1.2:1的范围内，并且最优选地，顶床体积与底床体积之比在0.5:1到1.0:1的范围内。每个催化剂床的体积可以由催化剂床的横截面积乘以催化剂床的高度来表示。

第二预处理催化剂是根据本发明合适地提供第一分离器液滴的加氢脱硫和加氢脱氮的任何已知加氢处理催化剂。第二预处理催化剂可以与如上所述的第一预处理催化剂相同或相似，并且可以包括无机氧化物载体材料(如氧化铝、二氧化硅和二氧化硅-氧化铝)以及氢化金属组分。氢化金属组分可以是可以与钼或钨或两者组合或可以不与其组合的镍或钴。镍或钴金属组分基于氧化物和催化剂的总重量，以范围为1重量％到20重量％的浓度存在于在第二预处理催化剂中，并且钼或钨组分当存在时基于氧化物和催化剂的总重量，处于范围为1重量％到20重量％的浓度下。

通过将较低温度的骤冷气体引入到第三反应区以控制底床内的裂化反应温度，进一步控制底床内的裂化反应。骤冷气体包括氢气，并且其温度显著低于第三反应区内以及特别得其底床内的温度。通过控制底床内的裂化温度来帮助控制裂化反应的柴油选择性。

通过将选自含由氨和有机胺化合物组成的组的能够在第三反应区内的条件下转换成氨的含氮化合物与第一分离液体混合，实现了对第三反应区的底床内的温度的另外的控制，以控制其中的裂化反应的柴油选择性。有机胺化合物优选地选自每分子具有一个到15个碳原子的伯、仲和叔烷基胺。合适的烷基胺的一个非限制性实例是三丁胺。添加到第一分离液体中的含氮化合物的量使得提供的第一分离液体烃中的氮浓度在1ppmw到1,000ppmw，优选地5ppmw到500ppmw，以及最优选地10ppmw到200ppmw的范围内。氨化合物对顶床加氢处理催化剂的性能和活性将具有最小的影响。

在本发明的加氢裂化方法的一个实施例中，柴油选择性和产物质量可以通过使用特定的催化剂组合物作为第三反应器的底床的第二加氢裂化催化剂而得到改善。在此实施例中，第二加氢裂化催化剂包括少于60wt.％的无定形氧化铝、多于30wt.％的结晶沸石以及催化金属组分。第二加氢裂化催化剂的沸石和催化金属组分可以与上述关于第一加氢裂化催化剂的沸石和催化金属组分相同。

第三反应区内的反应条件包含范围在约550℉到约850℉的第三反应器温度以及范围在约1400psi到2000psi的第三反应器压力。基于第二加氢裂化催化剂的体积，液时空速(lhsv)的范围为约0.1hr^-1到10hr^-1。与第一分离液体混合的氢气的量的范围为约500scf到约8000scf/桶引入到第三反应区中的第一分离液体。控制第三反应区内的反应条件以获得柴油产物的所期望的质量和产率。

从第三反应区得到第三反应器流出物，并且将其引入到由第二分离容器限定的第二分离区中。第二分离容器提供了用于将第三反应器流出物分离成第二分离蒸气的装置，所述第二分离蒸气包括作为第二分离蒸气的主要部分的氢气和第二分离液体。第二分离区在优选地接近第三反应区的操作压力的高压条件下操作。通常，第二分离区内的相分离为单级重力气液相分离。

在本发明的方法的一个实施例中，将第二分离液体再循环并且作为进料引入到分馏塔的分馏区中。在本发明的替代性实施例中，相反地将第二分离液体再循环并且作为进料引入到第三反应器的第三反应区中。在仍另一个替代方案中，第二分离液体的一部分传递并且被引入到分馏塔的分馏区中，并且将第二分离液体的单独部分再循环并作为进料引入到第三反应器的第三反应区中。

附图呈现了提供以用于说明的本发明的两级加氢裂化方法10的一个实施例的方法流程图。在两级加氢裂化方法10中，将传递通过管线12的轻质瓦斯油原料与通过管线14引入到轻质瓦斯油原料的氢气混合。轻质瓦斯油原料和氢气的混合物传递并且通过管线22被引入到第一反应区16中，所述第一反应区由第一反应器18限定并且含有第一预处理催化剂20。

第一反应区16在合适的加氢处理反应条件下操作，以提供第一反应器流出物，所述第一反应器流出物通过管线24从第一反应区16传递并且被引入到第二反应区26中。第二反应区26由含有第一加氢裂化催化剂30的第二反应器28限定。

第二反应区26在适合于提供第一反应器流出物的期望转化以得到第二反应器流出物的加氢裂化条件下操作。第二反应器流出物通过管线34从第二反应区26传递，并且与通过管线36传递到水洗系统38的洗涤水混合。水洗系统38包含限定分离区42的分离容器40。分离容器40提供了用于分离洗涤水和第二反应器流出物的混合物以得到第二反应器流出物和水相的装置，所述第二反应器流出物已经洗涤了氨和硫化氢，所述水相含有分离的氨和硫化氢。含有氨和硫化氢的水相从水洗系统38和分离区42中传递通过管线44。

经过洗涤的第二反应器流出物从分离区42传递通过管线48并且被引入到第一分离区50中。第一分离器52限定第一分离区50，并且提供了用于将经过洗涤的第二反应器流出物分离成第一分离蒸气和第一分离液体的装置。

第一分离蒸气通过管线54从第一分离区50传递，并且第一分离液体从第一分离区50传递通过管线56，并且作为进料被引入到分馏塔60的分馏(蒸馏)区58中。分馏塔60提供了用于蒸馏第一分离液体以得到重质底部产物和包含两级加氢裂化方法10的最终柴油产物的一种或多种其它产物的装置。柴油产物被回收，并且从分馏(蒸馏)区58传递通过管线62。可以回收其它产物，如煤油、石脑油和轻质烃，并且使其分别从蒸馏区58传递通过管线64、66和68。

重质底部产物从主分馏塔60的蒸馏区58传递通过管线70，并且作为进料被引入到第三反应器76的第三反应区74中。将传递通过管线77的含氮化合物与重质底部产物混合，然后将其引入到第三反应区74中。

第三反应器76限定具有上部部分78和下部部分80的第三反应区74。上部部分78包含含有第二预处理催化剂84的顶床82和含有第二加氢裂化催化剂88的底床86。第三反应区74在适合于提供两级加氢裂化方法10的最终柴油产物的期望的产率和质量的反应条件下操作。

底床86内的加氢裂化反应温度条件可以通过传递包括氢的骤冷气体通过管线89并且将其引入到第三反应区74中来进一步控制。底床86反应温度的控制提供了对裂化反应的柴油选择性的另外控制。

第三反应器流出物从第三反应区74传递通过管线90并且被引入到由第二分离器96限定的第二分离区94中。第二分离器96提供了用于将第三反应器流出物分离成第二分离蒸气和第二分离液体的装置。第二分离蒸气通过管线98从第二分离区94传递。

第二分离液体通过管线100再循环并且作为进料被引入到分馏塔60的分馏区58中。在替代性实施例中，第二分离液体改为通过管线102再循环，并作为进料引入到第三反应器76的第三反应区74中。在仍另一替代方案中，第二分离液体的一部分传递通过管线100并且被引入到分馏塔60的分馏区58中，并且第二分离液体的单独部分通过管线102再循环并且作为进料被引入到第三反应器76的第三反应区74中。