用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法与流程

本领域涉及用于生产石脑油的方法和设备。更具体地，本技术领域涉及将轻质循环油和煤油的共混物氢化裂解以产生重石脑油。

背景技术：

目前，世界范围内越来越趋向于从燃料模式转变为石化模式。炼油厂正在利用一切机会使石化产品的生产最大化。其中一个机会是利用来自现有工艺的价值相对较低的烃或废弃烃料流来生产石化产品。炼油厂正在努力将该范围的烃转化为有价值的石化产品。

fcc技术目前正用于炼油厂以升级常压和/或减压残留物。然而，fcc反应器与改质的烃一起还产生一些废弃料流，诸如轻质循环油(lco)。随着fcc技术的使用增加，废弃lco料流的生产将增加。目前，将来自fcc单元/反应器的lco作为与其他柴油料流的共混物送至柴油氢化处理单元(dht)，然后氢化处理以使大量芳族物质饱和。然而，该方法消耗大量的氢气以使其中存在的芳烃饱和。lco包含大量的芳烃，并由此可转化为有价值的石化产品诸如重石脑油。

重石脑油主要用作运行芳烃联合装置和石脑油裂解器的石化原料并产生更有价值的石化产品。然而，随着重石脑油需求的增加，炼油厂正在寻找替代方法以从价值较低的烃中获得重石脑油以生产更有价值的产品。具有石化联合装置的整合炼油厂越来越多地关注从一桶原油中获得的烯烃和芳烃收率方面的附加值。

来自fcc反应器的包含大量芳烃的废弃lco料流是生产更有价值的产物诸如重石脑油的替代选择。然而，建立用于由废弃料流生产重石脑油的独立单元将需要增加的资本支出。因此，对于炼油厂来说，找到一种经济上可行的方法以由废弃lco料流生产具有期望量的环烷烃和单芳烃的重石脑油仍然是一项困难的任务。

因此，希望提供用于将价值较低的lco料流转化为价值较高的石化原料的新设备和方法。此外，需要一种使lco向重石脑油的转化最大化且具有改善的环烷烃和单芳烃的保留且可容易地与现有氢化处理联合装置整合的替代方法。另外，根据主题的随后的具体实施方式和所附权利要求，结合附图和该主题背景，本发明主题的其他期望的特征和特性将变得显而易见。

技术实现要素：

本文设想的各种实施方案涉及用于升级烃原料的方法和设备。本文教导的示例性实施方案提供了一种用于使重石脑油的生产最大化并获得高十六烷值柴油的整合方法。

根据示例性实施方案，提供了一种用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法，该方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流。将该轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在该氢化处理反应器中氢化处理以使二芳烃和三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，该氢化处理反应器在氢化处理条件处操作。然后，将该氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解以提供氢化裂解流出物料流，该氢化裂解反应器在包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)、或2758kpa(g)(400psig)至6000kpa(g)(870psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃或320℃至380℃的氢化裂解温度的氢化裂解条件处操作。然后将该氢化裂解流出物料流的至少一部分分馏以提供重石脑油。

根据另一个示例性实施方案，用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流。然后将该轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在氢化处理反应器中氢化处理以使二芳烃和三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，该氢化处理反应器在氢化处理条件处操作。然后，将该氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解以提供氢化裂解流出物料流，该氢化裂解反应器在包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)、或2758kpa(g)(400psig)至6000kpa(g)(870psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃或320℃至380℃的氢化裂解温度的氢化裂解条件处操作。然后将该氢化裂解流出物料流的至少一部分分馏以提供重石脑油。

根据又一个示例性实施方案，用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流。将该轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在氢化处理反应器中氢化处理以使二芳烃和三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，该氢化处理反应器在氢化处理条件处操作。然后，将该氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解以提供氢化裂解流出物料流，该氢化裂解反应器在氢化裂解条件处操作。然后将该氢化裂解流出物料流传递至第一分馏塔以将氢化裂解流出物料流分馏并提供重石脑油和未转化的塔底料流。将未转化的塔底料流传递至第二分馏塔以提供煤油馏分和柴油料流。将来自第二分馏塔的煤油馏分再循环到氢化裂解反应器中。

有利的是在氢化处理条件处操作氢化处理反应器以使二芳烃和三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，以使重石脑油的收率最大化，同时改善环烷烃和单芳烃的保留。此外，本公开提供了通过将氢化裂解lco的氢化裂解方法与煤油氢化裂解方法整合以使重石脑油的生产最大化并获得高十六烷值柴油的经济上可行的方法。本发明方法将lco进料在有限氢气的存在下在氢化处理反应器中氢化处理至氢化处理反应器中lco中存在的二芳烃和三芳烃转化为单芳烃的程度，以将其在氢化裂解反应器中进一步裂解成更有价值的重石脑油，而不是将氢化处理反应器中lco中存在的所有单芳烃、二芳烃和三芳烃饱和以用于柴油共混和/或在氢化裂解反应器中损失重石脑油的选择性。

考虑以下具体实施方式、附图和所附权利要求，将更好地理解本发明的这些和其他特征、方面和优点。

附图说明

下文将结合以下附图描述各种实施方案，其中类似的数字表示类似的元件。

图1为根据示例性实施方案的用于生产重石脑油的方法和设备的示意图。

图2为根据另一个示例性实施方案的用于生产重石脑油的方法和设备的示意图。

定义

如本文所用，术语“料流”可包含各种烃分子和其他物质。

如本文所用，术语“塔”意指用于分离一种或多种不同挥发性物质的组分的一个或多个蒸馏塔。除非另有说明，每个塔在塔的塔顶包括冷凝器以冷凝塔顶蒸气并将塔顶料流的一部分回流至塔的顶部。还包括在塔的底部的再沸器，以汽化并将塔底料流的一部分送回塔的底部以提供分馏能。可以预热塔的进料。顶部压力是塔出口处的塔顶蒸气的压力。塔底温度是液体塔底出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从回流或再沸的塔下游到塔的净管线。另选地，汽提流可用于塔底处的热输入。

如本文所用，术语“塔顶流”可以意指从容器(诸如塔)的顶部或在该顶部处或附近延伸的管线中抽出的流。

如本文所用，术语“塔底料流”可以意指从容器(诸如塔)的底部或在该底部处或附近延伸的管线中抽出的流。

如本文所用，术语“主要”可意指料流中的一种化合物或一类化合物的量通常为至少50摩尔％或至少75摩尔％、优选地85摩尔％并且最佳地95摩尔％。

如本文所用，术语“富含”可意指料流中的一种化合物或一类化合物的量通常为至少50摩尔％或至少70摩尔％、优选地90摩尔％并且最佳地95摩尔％。广义地，术语“富含”是指来自塔的出口料流具有较大百分比的存在于塔的入口进料中的某种组分的事实。

如本文所用，术语“真沸点”(tbp)意指符合astmd2892的用于确定物质的沸点的测试方法，该astmd2892用于生产可获得分析数据的标准化质量的液化气体、馏出物馏分和残余物，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的产量，根据所述质量和体积使用十五个理论塔板在回流比为5∶1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。

如本文所用，术语“t5”或“t95”意指使用tbp或astmd-86得出的样品分别沸腾5体积百分比或95体积百分比(根据具体情况)时的温度。

如本文所用，术语“重石脑油”是指在使用真沸点蒸馏方法，在t5和t95的范围内沸腾的烃，t5介于20℃(68°f)和100℃(212°f)之间，t95介于140℃(284°f)和180℃(356°f)之间。

如本文所用，术语“煤油”意指使用真沸点蒸馏方法在132℃与300℃之间的范围内沸腾的烃。此外，煤油的t5沸点为120℃至200℃且t95沸点为250℃至300℃。如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。分离器可在较高压力处操作。

如本文所用，术语“传递”包括“进料”和“充装”，并且意指物质从导管或容器传递到物体。

如本文所用，术语“n+2a”被认为是重整指数，其中′n′表示环烷烃的百分比并且′a′表示单芳烃的百分比。“n+2a”计算为石脑油中环烷烃的体积百分比加上2倍的单芳烃体积。具有较高浓度n+2a的进料是用于生产高浓度芳烃的较好质量进料。

如本文所用，术语“基本上低”意指摩尔浓度小于1.5摩尔％。

具体实施方式

以下具体实施方式本质上仅是示例性的，并且不旨在限制各种实施方案或其应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下详细描述中呈现的任何理论的束缚。通过删除通常在这种性质的方法中采用的大量设备诸如容器内部构件、温度和压力控制系统、流量控制阀、再循环泵等(这些并不是说明本发明的性能所特别需要的)来简化附图。此外，在具体附图的实施方案中对本发明方法的说明并非旨在将本发明限制于本文所述的具体实施方案。

如图所示，附图中的工艺流程线可以互换地称为例如管线、管道、分支、分配器、料流、流出物、进料、产物、部分、催化剂、抽出物、再循环、抽吸、排放和焦散。

参考根据图1所示的实施方案的方法和设备100，提出了用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法的实施方案。参见图1，方法和设备100包括氢化处理反应器110、氢化裂解反应器120、分离器130、闪蒸罐140、汽提塔150、分馏塔160、洗涤塔170和再循环气体压缩机190。如图1所示，将管线102中包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流提供给氢化处理反应器110。可将管线102中的轻质循环油料流与管线194中的第一氢气料流合并，如下文所详述，使得在管线104中获得合并料流。将管线104中的合并料流传递至氢化处理反应器110。

氢化处理反应器110可包括一个或多个氢化处理催化剂床，以提供氢化处理流出物料流。尽管在图1中未示出，但可将管线104中的合并料流分离成多个料流。因此，可将来自多个料流的料流送至顶部氢化处理催化剂床，并将剩余的料流作为用于离开上游氢化处理催化剂床的流出物料流的骤冷料流传递至氢化处理反应器110中的下游氢化处理催化剂床。每个床可包含与氢化处理反应器的其他床相比类似或不同的催化剂。氢化处理反应器110提供硫和/或氮从合并料流104中的去除，以在管线112中提供氢化处理流出物料流。

尽管图1中未示出，但可将管线102中的轻质循环油料流和管线194中的第一氢气料流单独地传递至氢化处理反应器110。在氢化处理反应器110中，使轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在合适的氢化处理条件下经受氢化处理，以在管线112中提供氢化处理流出物料流。在氢化处理反应器110中，保持氢化处理条件以使二芳烃和三芳烃饱和，同时使轻质循环油料流或合并料流中存在的单芳烃的饱和度最小化，以在管线112中提供氢化处理流出物料流。在使二芳烃和三芳烃饱和同时使单芳烃的饱和度最小化的氢化处理条件下，管线112中的氢化处理流出物料流可包含30重量％至80重量％或40重量％至70重量％的单芳烃。此外，管线112中的氢化处理流出物料流中存在的二芳烃和三芳烃的量可不超过20重量％、或不超过15重量％。氢化处理条件可包括290℃至410℃、或290℃至340℃的温度。氢化处理压力可包括3000kpa(435psig)至6000kpa(870psig)的压力。

申请人已发现，将lco进料在使lco中的主要二芳烃和三芳烃饱和成单芳烃同时使单芳烃的饱和度最小化的有限氢气的存在下氢化处理，提供了适于与煤油料流在氢化裂解反应器中共处理并改善石脑油和单芳烃的保留的所得流出物。因此，足以仅使二芳烃和三芳烃饱和而不使单芳烃饱和的有限化学计量量的氢气在氢化处理反应器中有利于产生更有价值的产物构成。

将管线112中的氢化处理流出物料流的至少一部分传递至氢化裂解反应器120。将管线196中的第二氢气料流也传递至氢化裂解反应器120。根据如图1所示的示例性实施方案，可将管线112中的氢化处理流出物料流的至少一部分与管线106中的煤油料流混合以在管线114中提供混合料流，并将该混合料流传递至在氢化裂解条件处操作的氢化裂解反应器120，以将该氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下氢化裂解，以在管线122中提供氢化裂解流出物料流。管线106中的煤油料流可为来自外部来源的直馏煤油。另选地，煤油料流可包含管线163中的再循环煤油馏分的至少一部分，如下文所述。在一个实施方案中，管线106中的煤油料流可包括直馏煤油的一部分和再循环煤油料流的一部分两者。

氢化裂解反应器120可包括一个或多个氢化裂解催化剂床，以在管线122中提供氢化裂解流出物料流。根据本公开的方法，混合料流可包含5重量％至95重量％的氢化处理流出物料流的至少一部分和95重量％至5重量％的煤油料流。在示例性实施方案中，混合料流包含20重量％至40重量％的氢化处理流出物料流的至少一部分和60重量％至80重量％的煤油料流。

如图1所示，可将管线114中的混合料流与管线196中的第二氢气料流合并以在管线116中获得合并料流。然后将合并料流传递至氢化裂解反应器120以在管线122中提供氢化裂解流出物料流，该氢化裂解反应器包括一个或多个氢化裂解催化剂床。然而，可将管线112中的氢化处理流出物料流、管线196中的第二氢气料流和管线106中的煤油料流单独地送至氢化裂解反应器120以在管线122中提供氢化裂解流出物料流。这些氢化裂解催化剂床中的每个氢化裂解催化剂床可包含与氢化裂解反应器120的其他床相比类似或不同的催化剂。在氢化裂解反应器120中，将氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解条件处氢化裂解以在管线122中提供氢化裂解流出物料流。氢化裂解反应器120的氢化裂解条件包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)、或2758kpa(g)(400psig)至6000kpa(g)(870psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃、或320℃至380℃的氢化裂解温度。

氢化裂解反应器120的催化剂床可包括氢化裂解催化剂，该氢化裂解催化剂利用无定形二氧化硅-氧化铝碱或低水平沸石碱与一种或多种viii族或vib族金属氢化组分的组合。沸石裂解基料在本领域中有时被称为分子筛，并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子诸如钠、镁、钙、稀土金属等构成。其特征还在于具有相对均匀的介于4埃和14埃之间的直径的晶体孔。可采用具有相对高的在3和12之间的二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。在自然界中发现的合适的沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶沸石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如b、x、y和l晶体类型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是晶体孔径介于8埃至12埃之间的那些沸石，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比为4至6。落入优选组中的沸石的一个示例是合成y分子筛。

天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂解基料，优选大多数或所有原始沸石一价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热以分解与沸石缔合的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而除去阳离子的氢离子和/或交换位点。沸石诸如y沸石可被蒸汽处理和酸洗以使沸石结构脱铝。

混合的多价金属-氢沸石可通过首先与铵盐交换离子，然后与多价金属盐部分反交换，然后煅烧来制备。在一些情况下，诸如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过直接酸处理碱金属沸石来制备。在一个方面，优选的裂解碱是基于初始离子交换容量至少10％并且优选地至少20％的金属阳离子不足的那些。在另一方面，期望且稳定的一类沸石是其中氢离子满足至少20％离子交换容量的沸石。

在本发明优选的氢化裂解催化剂中用作氢化组分的活性金属是viii族的活性金属，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了这些金属之外，还可结合采用其他促进剂，包括vib族金属，例如钼和钨。催化剂中的氢化金属的量可在宽范围内变化。一般而言，可使用介于0.05重量％和30重量％之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05重量％至2重量％。

上述催化剂可以未稀释形式采用，或者粉末状催化剂可与其他活性相对较低的催化剂、稀释剂或粘结剂诸如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等以在5重量％和90重量％之间的范围内的比例混合并共制球粒。这些稀释剂可原样采用，或者它们可含有较小比例的添加的氢化金属，诸如vib族和/或viii族金属。附加的金属促进的氢化裂解催化剂也可用于本发明的方法中，该催化剂包括例如磷酸铝分子筛、结晶铬硅酸盐(crystallinechromosilicates)和其他结晶硅酸盐。

氢化裂解催化剂优选地具有高活性，诸如包含至少40重量％至60重量％的脱铝y沸石或至少15重量％至35重量％的非脱铝y沸石或至少3重量％至10重量％的β沸石，或产生类似活性的它们的某种组合。在每种情况下，预期质量传递限制是显著的，因此较小直径的挤出物诸如1/16英寸的圆柱体或1/16英寸的三叶形可提供最佳性能。氢化裂解反应器120的氢化裂解催化剂床可占氢化裂解反应器120中总催化剂体积的30％至60％。

重新参见图1，可将管线122中的氢化裂解流出物料流的至少一部分传递至分离器130。任选地，可在将管线122中的氢化裂解流出物料流传递至分离器130进行分离之前将管线124中的水料流与该氢化裂解流出物料流混合。根据一个实施方案，分离器130为冷分离器，并且可以可互换地称为冷分离器130。分离器130将氢化裂解流出物料流分离以在管线134中提供主要包含氢气并含有硫化氢的蒸气料流以及在管线132中提供液体料流。在一个方面，分离器130可经由管线122中的氢化裂解流出物料流与氢化裂解反应器120直接连通。因此，可将管线122中的氢化裂解流出物料流直接传递至分离器130。分离器130可在100°f(38℃)至150°f(66℃)、合适地115°f(46℃)至145°f(63℃)和刚好低于氢化裂解反应器120的压力处操作。

可将管线134中主要包含氢气的蒸气料流传递至洗涤塔170以进行洗涤，特别是降低硫化氢的浓度以在管线172中提供洗涤蒸气料流。管线134中的蒸气料流可通过塔盘或填充的洗涤塔170，在那里该蒸气料流被吸收液(诸如通过管线171进料的水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体吸收到水溶液中来除去该酸性气体。优选的水溶液包括贫胺，诸如链烷醇胺、二乙醇胺、单乙醇胺和甲基二乙醇胺。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与冷蒸气料流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。将所得的“变温和的”洗涤蒸气料流在管线172中的洗涤蒸气料流中从洗涤塔170的塔顶出口取出，并且将富胺在再循环吸收塔底管线173中在洗涤塔170的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的吸收液可再生并再循环回到(未示出)洗涤塔170。

可将管线108中的补充氢气料流与管线172中主要包含氢气的洗涤蒸气料流合并，以在管线174中获得合并富氢料流。可将管线176中的吹扫料流从管线174中的合并富氢料流中抽出，并且可将管线178中的合并富氢料流的剩余部分传递至再循环气体压缩机190。在一个实施方案中，可将合并富氢料流作为整体传递至再循环气体压缩机190以压缩该合并富氢料流。然后，可将管线194中压缩的合并富氢料流的一部分作为第一氢气料流传递至氢化处理反应器110，并且将管线196中压缩的合并富氢料流的剩余部分作为第二氢气料流传递至氢化裂解反应器120。

重新参见分离器130，可首先将管线132中的液体料流的至少一部分传递至分馏塔160以提供重石脑油料流。如图1所示，可将管线132中的液体料流减压并在闪蒸罐140中闪蒸以进一步将液体料流分离成管线142中的闪蒸罐液体料流和管线144中的闪蒸罐蒸气料流。在一个实施方案中，闪蒸罐可为冷闪蒸罐，并且可以可互换地称为冷闪蒸罐140。随后使管线142中的闪蒸罐液体料流经受分馏以提供重石脑油料流。在实施方案中，可存在在分离器130上游的高温处操作的附加分离器。该附加分离器可为热分离器。此外，该附加分离器可具有对应的附加闪蒸罐。该附加闪蒸罐可为热闪蒸罐。

可首先将管线142中的闪蒸罐液体料流的至少一部分传递至汽提塔150以从闪蒸罐液体料流中汽提出轻质气体。管线143中的任何合适的汽提介质可用于汽提塔150中，以分离轻质气体并在管线152中提供汽提液体料流。在一个实施方案中，汽提介质可为蒸汽。汽提塔150可以149℃(300°f)与260℃(500°f)之间的塔底温度和0.5mpa(表压)(73psig)至2.0mpa(表压)(290psig)的塔顶压力操作。然后，可将管线152中的汽提液体料流传递至分馏塔160以基于各种馏分的沸腾范围将汽提液体分馏成各种馏分，包括但不限于重石脑油馏分和未转化的塔底料流。分馏塔160可以可互换地称为第一分馏塔。分馏塔160保持在98kpa(a)与295kpa(a)之间的压力和250℃至400℃的温度处。在一个实施方案中，分馏塔160为常压塔。根据如图1所示的示例性实施方案，可将管线142中的液体料流直接传递至分馏塔160以提供在管线162中抽出的未转化的塔底料流(uco)、管线163中的煤油馏分和在管线164中抽出的重石脑油馏分。

上述管线、导管、单元、设备、容器、周围环境、区或类似物中的任一者可配备一个或多个监测部件，包括传感器、测量设备、数据捕获设备或数据传输设备。信号、工艺或状态测量以及来自监测部件的数据可用于监测工艺设备中、周围和与其有关的条件。由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可通过一个或多个网络或连接收集、处理和/或传输，该网络或连接可以是私有或公共的，通用的或专用的，直接的或间接的，有线的或无线的，加密的或未加密的，和/或它们的组合；本说明书并非旨在在这方面进行限制。另外，附图示出了位于一个或多个导管上的一个或多个示例性传感器，诸如10、11、12、13、14和15。然而，每个料流上可存在传感器，使得可相应地控制对应的参数。

由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可被传输到一个或多个计算设备或系统。计算设备或系统可包括至少一个处理器以及存储计算机可读指令的存储器，该计算机可读指令当由至少一个处理器执行时，使一个或多个计算设备执行可包括一个或多个步骤的工艺。例如，可配置一个或多个计算设备以从一个或多个监测部件接收与至少一件与该工艺相关联的设备相关的数据。一个或多个计算设备或系统可被配置为分析该数据。根据数据分析，一个或多个计算设备或系统可被配置为确定对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。一个或多个计算设备或系统可被配置为传输加密或未加密的数据，其包括对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。

现在转向图2，参考方法和设备200提出了用于使由烃料流生产重石脑油最大化的方法和设备的另一个示例性实施方案。图2中的许多元件具有与图1中相同的构型，并且具有相同的相应参考标号并且具有类似的操作条件。图2中对应于图1中的元件但具有不同构型的元件具有与图1相同的附图标号，但用引号(’)标记。图2中的设备和方法与图1中的相同，不同的是标注的以下差异。根据如图2所示的示例性实施方案，除了第一分馏塔160之外，该方法和设备还包括第二分馏塔210。

可将管线152中的汽提液体料流传递至第一分馏塔160以基于各种馏分的沸腾范围将汽提液体料流分馏成各种馏分，包括但不限于重石脑油馏分和未转化的塔底料流。如图2所示，将重石脑油馏分在管线164中抽出并且将未转化的塔底料流(uco)在管线162中抽出。未转化的塔底料流(uco)通常包含190℃以上物质，其可被统称为柴油然而具有30至40的差十六烷值。另外，该未转化的塔底料流包含显著量的在190℃至290℃范围内沸腾的煤油范围物质。

申请人已发现，将未转化的塔底料流再循环回到氢化裂解反应器120将导致重石脑油的选择性损失，这是由于使290℃以上物质裂解的操作苛刻度增加。另选地，未转化的塔底料流(uco)在用作柴油之前需要进一步升级，这是由于uco的十六烷值差。然而，可从未转化的塔底料流(uco)中回收期望的馏分。因此，可将未转化的塔底料流(uco)分馏以提供煤油料流，其可再循环以生产更多的石脑油或可用于其他方法中。此外，可从未转化的塔底料流中回收柴油料流，由于先前去除了一些芳烃，该柴油料流具有35至50的改善的十六烷值。

因此，如图2所示，可将管线162中的未转化的塔底料流送至第二分馏塔210以使重石脑油的收率最大化。在第二分馏塔210中，可将管线162中的未转化的塔底料流分离成煤油馏分和柴油料流。将煤油馏分从管线214中的第二分馏塔210塔顶取出，并且将柴油料流从管线212中的第二分馏塔塔底抽出。可将管线214中的煤油馏分再循环到氢化裂解反应器120以使重石脑油的选择性/生产最大化。如图2所示，可将管线214中的煤油馏分与管线106中的煤油料流合并，以便在管线106中获得合并煤油料流。然后将管线106′中的合并煤油料流传递至氢化裂解反应器120。虽然未在图2中示出，但可将管线214中的煤油馏分和管线106中的煤油料流单独地送至氢化裂解反应器120以使重石脑油的选择性/生产最大化。在一个实施方案中，进入氢化裂解反应器的煤油料流可包含煤油馏分的至少一部分。在另一个实施方案中，进入氢化裂解反应器的煤油料流为来自第二分馏塔210的管线214中的再循环煤油馏分。然而，进入氢化裂解反应器的煤油料流可包含来自外部来源的直馏煤油。该方法的其余部分与图1中所述的相同。

具体的实施方案

虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案为一种使由烃料流生产重石脑油最大化的方法，所述方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流；将所述轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在所述氢化处理反应器中氢化处理以使所述二芳烃和所述三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，所述氢化处理反应器在氢化处理条件处操作；将所述氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解以提供氢化裂解流出物料流，所述氢化裂解反应器在氢化裂解条件处操作；以及将所述氢化裂解流出物料流的至少一部分分馏以提供重石脑油。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化处理条件包括290℃至340℃的温度以提供包含不超过15重量％二芳烃和三芳烃的所述氢化处理流出物。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化处理流出物料流包含30重量％至80重量％的单芳烃。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述氢化处理流出物料流的至少一部分与所述煤油料流混合以提供混合料流，并且将所述混合料流传递至所述氢化裂解反应器。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述混合料流包含20重量％至40重量％的所述氢化处理流出物料流的至少一部分和60重量％至80重量％的所述煤油料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化裂解条件包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃的氢化裂解温度。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述氢化裂解流出物料流的至少一部分传递至分离器以提供蒸气料流和液体料流，并且将所述液体料流分馏以提供重石脑油。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述分馏步骤包括将所述氢化裂解流出物料流的至少一部分传递至第一分馏塔以提供所述重石脑油和未转化的塔底料流；以及将所述未转化的塔底料流传递至第二分馏塔以提供煤油馏分和柴油料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述煤油馏分再循环到所述氢化裂解反应器以使重石脑油产生最大化，其中所述煤油料流包含所述煤油馏分的至少一部分。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述煤油料流包含来自外部来源的直馏煤油。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括以下项中的至少一项：感测用于使重石脑油生产最大化的所述方法的至少一个参数以及根据所述感测生成信号或数据；生成并传输信号；或者生成并传输数据。

本发明的第二实施方案为一种使由烃料流生产重石脑油最大化的方法，所述方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流；将所述轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在所述氢化处理反应器中氢化处理以使所述二芳烃和所述三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，所述氢化处理反应器在氢化处理条件处操作；将所述氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解提供氢化裂解流出物料流，所述氢化裂解反应器在包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃的氢化裂解温度的氢化裂解条件处操作；以及将所述氢化裂解流出物料流的至少一部分分馏以提供重石脑油。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化处理条件包括290℃至340℃的温度以提供包含不超过15重量％二芳烃和三芳烃的所述氢化处理流出物料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述分馏步骤包括将所述氢化裂解流出物料流的一部分传递至第一分馏塔以提供重石脑油和未转化的塔底料流；以及将所述未转化的塔底料流传递至第二分馏塔以提供煤油馏分和柴油料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述煤油馏分再循环到所述氢化裂解反应器以使重石脑油产生最大化，其中所述煤油料流包含所述煤油馏分的至少一部分。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述煤油料流包含来自外部来源的直馏煤油。

本发明的第三实施方案为一种使由烃料流生产重石脑油最大化的方法，所述方法包括向氢化处理反应器提供包含单芳烃、二芳烃和三芳烃的轻质循环油料流；将所述轻质循环油料流在第一氢气料流和氢化处理催化剂的存在下在所述氢化处理反应器中氢化处理以使所述二芳烃和所述三芳烃饱和，同时使单芳烃的饱和度最小化，并且提供氢化处理流出物料流，所述氢化处理反应器在氢化处理条件处操作；将所述氢化处理流出物料流的至少一部分和煤油料流在第二氢气料流和氢化裂解催化剂的存在下在氢化裂解反应器中氢化裂解以提供氢化裂解流出物料流，所述氢化裂解反应器在氢化处理条件处操作；以及将所述氢化裂解流出物料流传递至第一分馏塔以提供重石脑油和未转化的塔底料流；以及将所述未转化的塔底料流传递至第二分馏塔以提供煤油馏分和柴油料流；以及将所述煤油馏分再循环到所述氢化裂解反应器，其中所述煤油料流包含所述煤油馏分的至少一部分。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述煤油料流包含来自外部来源的直馏煤油。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化处理条件包括290℃至340℃的温度以提供包含不超过15重量％二芳烃和三芳烃的所述氢化处理流出物。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述氢化裂解条件包括2758kpa(g)(400psig)至10000kpa(g)(1450psig)的氢化裂解压力和300℃至400℃的氢化裂解温度。

尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。