的加氢处理反应器系统(IHRS)处理，所述IHRS可以包括一个或多个附加的加氢转化反应器，然后沿着气体冷却、提纯和压缩的路径传递。
[0021]在一些实施方式中，减压渣油馏分62进给到溶剂脱沥青单元(SDA) 12。在SDA 12中，减压渣油馏分62与溶剂接触以选择性溶解沥青质和类似的烃，产生脱沥青油(DAO)馏分14和沥青馏分15。在其他实施方式中，一部分所述重质瓦斯油馏分60也可以进给到SDA12ο
[0022]溶剂脱沥青可以在SDA 12中通过，例如，使所述渣油烃进料与轻质烃溶剂在约38°C至约204°C范围的温度和约7巴表压至约70巴表压范围的压力下接触而进行。可用于SDA 12中的溶剂例如可以包括C3、C4、C5、C6和/或C7烃，如丙烷、丁烷、异丁烯、戊烷、异戊烷、己烷、庚烷或其混合物。使用所述轻质烃溶剂可以提供高提升力(lift)(高DAO收率)。一些实施方式中，从SDA单元12回收的DAO馏分14可以含有500wppm至5000wppm沥青质(即不可溶于庚烧的)、50至150wppm金属(例如N1、V等等)和5*1:%至15*1:%康拉逊残碳(CCR)。
[0023]DAO馏分14和氢气23可以进给到加氢裂化反应器系统20，其可以包括一个或多个串联或并联排列的加氢裂化反应器。在反应器系统20中，DAO馏分14可以在约70巴绝压至约180巴绝压范围内的氢分压、约390°C至约460°C范围内的温度和约0.1h 1至约2.0h 1范围内的LHSV下，在催化剂存在下加氢裂化。在一些实施方式中，加氢裂化反应器系统20中的运行条件可以类似于上面对沸腾床反应器系统42描述的运行条件。在其他实施方式中，例如在加氢裂化反应器系统20包括一个或多个沸腾床反应器的情况下，所述沸腾床反应器可以在比反应器系统42中严苛度更高的条件下运行，严苛度更高是指温度更高、压力更高、空间速度更低或其组合。
[0024]取决于减压渣油原料性质、在沸腾床反应器系统42中除去金属和康拉逊残碳的程度、以及使用的SDA溶剂，回收的DAO可以在如所示出的固定床反应系统或沸腾床反应器系统20中处理，所述系统在气/液分离和催化剂再循环方面等可以类似于上面对于沸腾床反应器系统42的描述。例如，在所述DAO的金属和康拉逊残碳含量分别小于80wppm和10wt%、例如分别小于50wppm和7*1:%的情况下，可以使用固定床反应器系统。例如，当金属和康拉逊残碳含量高于上面对固定床反应器系统列举的含量时，可以使用沸腾床反应器系统。在任一种加氢裂化反应器系统20中，使用的反应器数量可以取决于进料速率、总体目标渣油转化水平、和在沸腾床反应器系统42中达到的转化水平，以及其他变量。在一些实施方式中，在加氢裂化反应器系统20中可以使用一个或两个加氢裂化反应器。对于沸腾床反应器系统20，所述反应器严苛度可以在约215，000° F-巴绝压.小时至约755,000° F.巴绝压.小时的范围内。
[0025]在加氢裂化反应器系统20中转化之后，所述部分转化的烃可以作为混合气/液流出物经由流送管线25回收并进给到分馏系统46以回收如上所述的一种或多种烃馏分。
[0026]沥青馏分15和氢气16可以进给到沸腾床反应器系统70，所述沸腾床反应器系统可以包括一个或多个沸腾床反应器，在其中所述烃和氢气与加氢转化催化剂接触，将所述沥青的至少一部分与氢气反应以形成轻质烃、将所述沥青烃脱金属、除去康拉逊残碳、或以其它方式将所述沥青转化为有用的产物。在一些实施方式中，一部分所述渣油烃馏分10也可以进给到沸腾床反应器系统70。沸腾床反应器系统70中的渣油烃馏分10与沸腾床反应器系统42中的渣油烃馏分10的比率可以在从约0.1/1至约10/1的范围内。在其他实施方式中，沸腾床反应器系统70中的渣油烃馏分10与沸腾床反应器系统42中渣油烃馏分10的比率可以是约1/1。
[0027]固定床加氢处理反应器66或166可以含有为加氢处理反应例如加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃饱和、加氢脱氧和加氢脱芳烃定制的加氢处理催化剂。或者，固定床加氢处理反应器66或166可以含有为加氢裂化反应定制的加氢处理催化剂。在其他实施方式中，所述固定床加氢处理反应器66或166可含有加氢处理催化剂和加氢裂化催化剂的混合物。可以利用但是非限制性的催化剂的例子，可以在US4, 990，243 ;US 5，215，955 ;和US 5，177，047中找到，所述文献全部以其整体在此通过引用并入。在一些实施方式中，固定床加氢处理反应器66或166可以不提供任何可能不是必需的脱金属和脱金属催化剂。
[0028]沸腾床反应器系统70中的反应器可以在约380°C至约450°C范围内的温度、约90巴绝压至约170巴绝压范围内的氢分压、和约0.15h 1至约2.0h 1范围内的液时空速(LHSV)下运行。在所述沸腾床反应器内，所述催化剂可以是返混的并通过液体产物的再循环保持无规运动。这可以通过首先从气态产物分离再循环油而实现。所述油然后可以通过外部的栗，或如示出的，通过安装在反应器底盘中的具有叶轮的栗进行再循环。
[0029]取决于所处理的原料，在沸腾床反应器系统70中的目标转化率可以在约30wt%至约75wt%的范围内。在任何情况下，目标转化率应该保持在低于沉积物形成变得过多并从而阻止运行连续性的水平。除了所述渣油烃转化为轻质烃之外，硫去除率可以在约40wt%至约65界1:%范围内，金属去除率可以在约40界1:%至65wt%范围内，和康拉逊残碳(CCR)去除率可以在约3(^1:%至约6(^1:%范围内。
[0030]沸腾床反应器系统70的反应器严苛度可以在约255,000° F.巴绝压?小时至约880,000° F.巴绝压.小时的范围内。
[0031]在沸腾床反应器系统70中转化之后，所述部分转化的烃可以作为混合气/液流出物经由流送管线22回收并进给到分馏系统24以回收一种或多种烃馏分。正如所示，分馏系统24可以用于回收尾气26、轻石脑油馏分28、重石脑油馏分30、煤油馏分32、柴油馏分34、轻质减压瓦斯油馏分36、重质瓦斯油馏分38、和减压渣油馏分40。在一些实施方式中，减压渣油馏分40可以再循环供进一步处理。在其他实施方式中，减压渣油馏分40可以与切取馏分64掺合以产生燃料油。在一些实施方式中，所述燃料油可以具有小于约1.5重量％的硫含量。
[0032]分馏系统24可以包括，例如，高压高温(HP/HT)分离器以将流出蒸气与流出液体分离。分离的蒸气可以沿气体冷却、提纯和再循环气体压缩的路径传递，或可以单独的或与外来的馏分和/或在所述加氢裂化过程中产生的馏分组合，首先通过整合的加氢处理反应器系统处理，然后沿着气体冷却、提纯和压缩的路径传递。
[0033]从HP/HT分离器分离的液体可以与从所述气体冷却和提纯段回收的其他馏分产物一起闪蒸和传递到常压蒸馏系统。常压塔塔底馏分，例如初沸点至少约340°C、例如初沸点在约340°C至约427°C范围内的烃，然后可以通过减压蒸馏系统进一步处理以回收减压馈分。
[0034]减压塔塔底馏分产物，例如初沸点至少约480 °C、例如初沸点在约480 °C至约565°C范围内的烃，然后可以在冷却，例如通过直接换热或将一部分渣油烃进料直接注入到减压塔塔底馏分产物中，之后传递至罐藏。
[0035]可用于所述沸腾床反应器或加氢裂化反应器中的催化剂可以包括可用于烃原料加氢处理或加氢裂化的加氢转化方法中的任何催化剂。加氢处理催化剂，例如，可以包括可以用于催化烃原料的氢化以增加它的氢含量和/或除去杂原子污染物的任何催化剂组合物。加氢裂化催化剂，例如，可以包括可用于对大或复杂的烃分子进行催化加氢以及对所述分子催化裂化以获得较小的、分子量较低的分子的任何催化剂组合物。
[0036]在一些实施方式中，来自加氢裂化反应器系统20、沸腾床反应器系统42或沸腾床反应器系统70的流出物在进入分馏系统24或分馏系统46之前可以通过整合的加氢处理反应器系统(IHRS)处理。所述IHRS是在线(line)固定床加氢处理系统，其利用位于所述沸腾床加氢处理反应器和所述下游IHRS之间的上游高压/高温气/液(HP/HT V/L)分离器。所述分离器允许所述HP/HT V/L分离器的液体流出物中未转化的渣油与沸点低于约1000° F标准沸点的塔顶蒸气产物之间分离，其可以提供更低成本途径以使在所述上游沸腾床反应器中通过渣油裂化形成的瓦斯油、柴油和石脑油馏分进一步加氢处理或加氢裂化。
[0037]从HP/HT分离器分离的液体可以与从所述气体冷却和提纯段回收的其他馏分产物一起闪蒸和传递到常压蒸馏系统。常压塔塔底馏分，例如初沸点至少约340°C、例如初沸点在约340°C至约427°C范围内的烃，然后可以通过减压蒸馏系统进一步处理以回收减压馈分。
[0038]减压塔塔底馏分产物，例如初沸点至少约480 °C、例如初沸点在约480 °C至约565°C范围内的烃，然后可以在冷却，例如通过直接换热或将一部分渣油烃进料直接注入到减压塔塔底馏分产物中，之后传递去罐藏。
[0039]图2和3示出了 IHRS的两种实施方式并在下面描述，然而其他可能的实施方式对本领域技术人员而言将是显而易见。图2示出了一种实施方式，其中IHRS安装在通过混合从沸腾床反应器系统42经由流送管线44回收的部分转化烃和从加氢裂化反应器系统20经由流送管线25回收的部分转化烃产