用于加氢裂化和加氢异构化烃料流的方法和装置与流程

本申请要求2016年6月30日提交的美国申请No.62/357,244的优先权，该引用申请的内容全文经此引用并入本文。

领域

该领域是烃料流的加氢异构化，特别是烃料流的加氢裂化和加氢异构化。

背景

加氢操作(hydroprocessing)可包括在加氢操作催化剂和氢气存在下将烃转化成更有价值的产物的工艺。加氢裂化是一种加氢操作工艺，其中烃在氢气和加氢裂化催化剂存在下裂化成较低分子量的烃。根据所需输出，加氢裂化单元可含有一个或多个相同或不同催化剂的床。加氢异构化或脱蜡是一种加氢操作工艺，其在氢气和加氢异构化催化剂存在下提高烃骨架上的烷基支化以提高烃的冷流性质。

柴油燃料料流必须符合冷流性质规范，特别是对冬季燃料用途而言。一种冷流性质是“倾点”，其是烃料流变成半固体并失去其流动特性的温度。高倾点通常与较高的正链烷烃含量或含较高碳数的正链烷烃含量相关联。另一冷流性质是“浊点”，在该温度以下烃料流中的蜡开始形成混浊外观。柴油燃料的“冷过滤器堵塞点(cold filter plugging point)”是固化蜡的存在堵塞发动机中的燃料过滤器和喷射器时的温度。蜡也会积聚在冷表面，如管道或热交换器管上并与水形成乳状液。

当加氢裂化瓦斯油时，柴油产物的冷流性质规范由于需要较低柴油分馏点而限制可得柴油产率。未转化油(UCO)是在柴油分馏点以上沸腾的材料。一部分UCO可在单级或两级加氢裂化工艺配置中作为再循环油再循环，或在单程加氢裂化工艺配置中简单作为UCO回收。希望降低产物柴油冷流性质温度值而不降低柴油分馏点以保持更大的柴油产率。这可通过增加加氢异构化单元以降低冷流性质温度值而不降低UCO的分馏点实现。

因此，仍然需要用于加氢裂化和加氢异构化烃料流的改进的方法和装置。

概述

我们已经发现用于加氢异构化在加氢裂化后的烃料流的装置和方法。为实现合意的加氢异构化进料温度，用循环油料流骤冷所述加氢裂化流出物料流。如果需要，可以将再循环油料流冷却到在较温暖的月份冷却加氢异构化催化剂床以将加氢异构化催化剂床钝化的程度。

附图简述

图1是加氢裂化单元的示意图。

图2是另一两级加氢裂化单元的示意图。

图3是随时间浊点温度和催化剂温度的曲线图。

定义

术语“连通”是指在列举的部件之间在操作上允许材料流。

术语“下游连通”是指流向下游连通的主体(subject)的至少一部分材料可在操作上来自与其连通的客体(object)。

术语“上游连通”是指从上游连通的主体流出的至少一部分材料可在操作上流向与其连通的客体。

术语“直接连通”是指来自上游部件的流在不由于物理分馏或化学转化而发生组成变化的情况下进入下游部件。

术语“塔”是指用于分离具有不同挥发性的一种或多种组分的蒸馏塔。除非另行指明，各塔包括在塔顶的冷凝器以使一部分塔顶料流冷凝并回流回塔顶，和在塔底的再沸器以将一部分塔底料流汽化并送回塔底。吸收塔和洗涤塔不包括在塔顶以使一部分塔顶料流冷凝并回流回塔顶的冷凝器和在塔底以将一部分塔底料流汽化并送回塔底的再沸器。可以预热塔的进料。塔顶压力是在塔的蒸气出口的塔顶蒸气压力。塔底温度是液体塔底出口温度。除非另行指明，塔顶线路和塔底线路是指在任何回流或再沸回该塔的位置下游来自该塔的净线路。汽提塔省略塔底的再沸器并取而代之采用进料预热并由流化惰性气态介质如蒸汽提供额外加热需求和分离动力。

本文所用的术语“真沸点”(TBP)是指一种用于测定材料的沸点的试验方法，其符合ASTM D-2892以生成可获得分析数据的标准化质量的液化气、馏分油馏分和渣油并通过质量和体积测定上述馏分的产率，由此生成在使用15个理论塔板以5:1回流比的塔中温度vs馏出质量％或液体体积％的曲线图。

本文所用的术语“初沸点”(IBP)是指使用ASTM D-86样品开始沸腾的温度。

本文所用的术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86或ASTM D-1160视情况分别有5体积％或95体积％的样品沸腾的温度。

本文所用的术语“柴油沸程”是指使用TBP蒸馏法在132℃(270°F)至柴油分馏点(在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间)的范围内沸腾的烃。

本文所用的术语“分离器”是指具有入口和至少塔顶蒸气出口和塔底液体出口并且还可能具有来自boot的水性料流出口的容器。闪蒸罐是一种类型的分离器，其可以与稍后可在更高压力下运行的分离器下游连通。

详述

碳-碳键断裂是一种吸热反应。但是，不可避免地与加氢裂化反应一起发生的加氢处理(hydrotreating)反应如加氢裂化反应中间体的再氢化是放热性的，其导致加氢裂化流出物的温度高于进料温度。加氢裂化流出物通常在高于加氢异构化反应的最佳进料温度的温度下。因此，我们提出在其进入加氢异构化反应区之前用再循环油骤冷加氢裂化流出物。这会降低加氢裂化流出物的温度，也使未转化的再循环油发生第二阶段的加氢异构化反应。

我们还已经发现，通过将再循环油冷却到足够低的温度并将其供入加氢异构化反应区，可以将加氢异构化催化剂钝化。因此，加氢异构化催化剂床可在相同反应容器中位于加氢裂化催化剂床下游。可以在较温暖的季节在冷流性质不那么严格时切断加氢异构化催化剂床以保持更多有价值的柴油产物。

已经在中试研究中证实该方法和装置能够满足-40℃浊点温度和-45℃倾点的Arctic Diesel Specifications，同时提供相对于次优替代情况(其中降低柴油分馏点以实现相同的冷流规范)4至5重量％的馏分油产率提高。

用于加氢裂化和加氢异构化烃料流的装置和方法10包含加氢操作单元12和分馏段14。将烃线路18中的烃质料流和氢气线路24中的补充氢气料流供入加氢操作单元12。

在一个方面中，本文所述的方法和装置特别可用于加氢操作包含烃质原料的烃进料流。示例性的烃质原料包括具有在288℃(550°F)以上的初沸点(IBP)的烃料流，如常压瓦斯油、具有在315℃(600°F)至600℃(1100°F)之间的T5和T95的减压瓦斯油(VGO)、脱沥青油、焦化器馏分油、直馏馏分油、热解衍生油、高沸点合成油、循环油、加氢裂化进料、催化裂化器馏分油、具有在343℃(650°F)或以上的IBP的常压渣油和具有在510℃(950°F)以上的IBP的减压渣油。

氢气线路22中的氢气料流部分由来自线路24的补充氢气料流提供。该氢气料流可以与进料线路18中的烃质料流汇合以提供烃进料线路26中的烃进料流。烃进料线路26中的烃进料流可以通过与线路48中的加氢异构化流出物料流热交换和在火焰加热器中加热。可以将线路28中的加热烃进料流供入加氢处理反应器30。

加氢处理是使氢气在主要具有从烃原料中除去杂原子，如硫、氮、氧和金属的活性的加氢处理催化剂存在下与烃接触的工艺。在加氢处理中，可以使具有双键和三键的烃，如烯烃饱和。也可以使芳烃饱和。一些加氢处理工艺专门设计成使芳烃饱和。

加氢处理反应器30可包含加氢处理催化剂的防护床，接着一个或多个更高活性加氢处理催化剂床。防护床过滤微粒并与烃进料流中的对更高活性加氢处理催化剂有害的污染物，如金属，如镍、钒、硅和砷反应。该防护床可包含与加氢处理催化剂类似的材料。

适用于本发明的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂并包括在高表面积载体材料，优选氧化铝上由至少一种第VIII族金属，优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍和至少一种第VI族金属，优选钼和钨构成的那些。其它合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在同一加氢处理反应器30中可以使用多于一种类型的加氢处理催化剂。第VIII族金属通常以2至20重量％，优选4至12重量％的量存在。第VI族金属通常以1至25重量％，优选2至25重量％的量存在。

加氢处理反应器30中的优选反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)的温度、2.1MPa(表压)(300psig)，优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，合适地12.4MPa(表压)(1800psig)的压力、0.1hr^-1，合适地0.4hr^-1至8hr^-1，优选1.5至3.5hr^-1的新鲜烃质原料的液时空速和168Nm³/m³(1,000scf/bbl)至1,011Nm³/m³油(6,000scf/bbl)，优选168Nm³/m³油(1,000scf/bbl)至674Nm³/m³油(4,000scf/bbl)的氢气率，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。

加氢处理反应器30提供在加氢处理流出物线路32中离开加氢处理反应器30的加氢处理料流。可以在分离器中从加氢处理的烃料流中除去载有氨和硫化氢的氢气，但通常将加氢处理的烃料流不经分离直接供入加氢裂化反应器40。可以将加氢处理烃进料流与来自氢气线路22的加氢裂化氢气线路33中的加氢裂化氢气料流和任选来自第二再循环油线路184的再循环油料流混合并经第一入口32i供入加氢裂化反应器40以供加氢裂化。

加氢裂化是指烃在氢气存在下裂化成较低分子量烃的工艺。加氢裂化反应器40可以是固定床反应器，其包含一个或多个容器、在各容器中的单个或多个催化剂床42和在一个或多个容器中的加氢处理催化剂、加氢异构化催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。加氢裂化反应器40可以在连续液相中运行，其中液体烃进料的体积大于氢气的体积。加氢裂化反应器40也可以在传统连续气相、移动床或流化床加氢操作反应器中运行。

加氢裂化反应器可提供将至少20体积％，通常大于60体积％的烃进料转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率。加氢裂化反应器可以在基于总转化计进料大于30体积％的部分转化或至少90体积％的完全转化下运行。加氢裂化反应器可以在提供20至60体积％，优选20至50体积％的将烃进料流转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率的缓和加氢裂化条件下运行。可以选择柴油分馏点以使柴油产量最大化。

加氢裂化反应器40包含多个催化剂床42。如果加氢操作单元12不包括加氢处理反应器30，加氢裂化反应器40中的第一个床可包括用于烃料流的饱和、脱金属、脱硫、脱氧或脱氮的加氢处理催化剂，然后其在加氢裂化反应器40中的后续容器或催化剂床42中借助加氢裂化催化剂加氢裂化。或者，加氢裂化反应器40中的第一或上游床可包含第一加氢裂化催化剂床42a。

如果需要缓和加氢裂化以产生中间馏分油和汽油的平衡，加氢裂化催化剂可使用与一种或多种第VIII族或第VIB族金属氢化组分结合的无定形二氧化硅-氧化铝基底或低级沸石基底。另一方面，当中间馏分油在转化产物中明显优先于汽油生产时，可以在第一加氢裂化反应器40中用通常包含任何结晶沸石裂化基底(在其上沉积第VIII族金属氢化组分)的催化剂进行部分或完全加氢裂化。与沸石基底结合的附加氢化组分可选自第VIB族。

沸石裂化基底在本领域中有时被称作分子筛并通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子，如钠、镁、钙、稀土金属等构成。它们的特征进一步在于具有4至14埃(10^-10米)的相对均匀直径的晶体孔隙。优选使用具有3至12的相对较高二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。自然界中发现的合适沸石包括，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，例如合成八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是具有8至12埃(10^-10米)的晶体孔隙直径的那些，其中二氧化硅/氧化铝摩尔比为4至6。属于优选类别的沸石的一个实例是合成Y分子筛。

天然存在的沸石常以钠形式、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成。在任何情况下，为了用作裂化基底，大部分或所有原始沸石一价金属优选与多价金属和/或与铵盐离子交换，随后加热以分解与沸石缔合的铵离子，在它们的位置留下氢离子和/或实际上已通过进一步除水而去阳离子的交换位点。这种性质的氢或“去阳离子的”Y沸石更特别描述在US 3,130,006中。

可以通过首先与铵盐离子交换、随后与多价金属盐部分反交换和随后煅烧来制备混合多价金属-氢沸石。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，可以通过碱金属沸石的直接酸处理制备氢形式。一方面，优选的裂化基底是基于初始离子交换容量计欠缺至少10重量％，优选至少20重量％金属阳离子的那些。另一方面，合意和稳定的沸石类型是其中至少20重量％的离子交换容量由氢离子满足的沸石。

在本发明的优选加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属是第VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，也可以与它们一起使用其它助催化剂，包括第VIB族金属，例如钼和钨。该催化剂中氢化金属的量可以在宽范围内变动。一般而言，可以使用0.05重量％至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至2重量％贵金属。

掺入氢化金属的方法是使基料与所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中该金属以阳离子形式存在。在加入所选氢化金属后，然后将所得催化剂粉末过滤，干燥，如果需要，与加入的润滑剂、粘结剂等一起成丸，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(1,200°F)的温度下煅烧以活化该催化剂和分解铵离子。或者，基底组分可以先成丸，接着加入氢化组分并通过煅烧活化。

前述催化剂可以以未稀释形式使用，或可以将粉状催化剂以5至90重量％的比例与其它相对较不活性的催化剂、稀释剂或粘结剂，如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等混合并共成丸。这些稀释剂可以就这样使用，或它们可含有次要比例的外加氢化金属，如第VIB族和/或第VIII族金属。在本发明的方法中还可以使用附加的金属助催化的加氢裂化催化剂，其包含例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更充分描述在US 4,363,718中。

通过一种方法，加氢裂化条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr^-1的液时空速(LHSV)和421Nm³/m³(2,500scf/bbl)至2,527Nm³/m³油(15,000scf/bbl)的氢气率。如果需要缓和加氢裂化，条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至13.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5至2hr^-1，优选0.7至1.5hr^-1的液时空速(LHSV)和421Nm³/m³油(2,500scf/bbl)至1,685Nm³/m³油(10,000scf/bbl)的氢气率。

加氢处理烃进料流在氢气料流存在下经第一加氢裂化催化剂床42a加氢裂化以提供加氢裂化料流。加氢裂化反应器中的后续催化剂床42可包含加氢裂化催化剂，经其对加氢裂化料流发生追加的加氢裂化。氢气岐管44可向一个、一些或各个催化剂床42输送补充的氢气料流。在一个方面中，在相邻床之间的级间位置将补充氢气添加到各催化剂床42中，因此离开上游催化剂床42的加氢操作流出物在进入下游催化剂床42之前与补充氢气混合。

至少一个下游催化剂床可包含第一加氢异构化催化剂床42b。加氢裂化料流在来自岐管分支线路44b的补充氢气料流存在下经第一加氢异构化催化剂床加氢异构化以提供加氢异构化料流。第一加氢裂化催化剂床42a和第一加氢异构化催化剂床42b可位于第一加氢裂化反应器40中。附加加氢裂化催化剂床42可位于第一加氢裂化催化剂床42a和第一加氢异构化催化剂床42b之间。

加氢异构化催化剂可包含与低表面积金属氧化物耐火粘结剂结合的非粘结10元环孔隙一维沸石，选择两者以获得高微孔表面积/总表面积比。或者，该沸石具有低二氧化硅/氧化铝比。合适的催化剂包括10-元环孔隙沸石，如EU-1、ZSM-35(或镁碱沸石)、ZSM-11、ZSM-57、NU-87、SAPO-11和ZSM-22。优选材料是EU-2、EU-11、ZBM-30、ZSM-48或ZSM-23。ZSM-48最优选。要指出，具有二氧化硅/氧化铝比为20:1至40:1的ZSM-23结构的沸石有时可被称作SSZ-32。与上述材料同构的其它分子筛包括Theta-l、NU-10、EU-13、KZ-1和NU-23。

该加氢异构化催化剂可进一步包括金属氢化功能，如第VI族或第VIII族金属和合适地第VIII族贵金属。该金属氢化组分通常是第VI族和/或第VIII族金属。该金属氢化组分可以是第VIII族贵金属。该金属氢化组分优选是第VIII族非贵金属与第VI族金属的组合。合适的组合可包括镍、钴或铁与钼或钨的组合，优选镍与钼或钨的组合。

该金属氢化组分可以以任何方便的方式添加到该催化剂中。添加金属氢化组分的一种技术是通过初湿含浸(incipient wetness)。例如，在合并沸石和粘结剂后，可以将合并的沸石和粘结剂挤出成催化剂粒子。然后可以使这些催化剂粒子暴露在含有合适的金属前体的溶液下。或者，可以通过离子交换将金属添加到该催化剂中，其中在挤出前将金属前体添加到沸石(或沸石和粘结剂)的混合物中。

该催化剂中的金属量可以为催化剂的至少0.1重量％至10重量％。该加氢异构化催化剂优选具有低二氧化硅/氧化铝比。在各种实施方案中，二氧化硅/氧化铝比可以为30:1至200:1、60:1至110:1或70:1至100:1。该加氢异构化催化剂还可包括具有低表面积，如100平方米/克或更低、或80平方米/克或更低、或70平方米/克或更低的任选粘结剂。可以如下将沸石与粘结剂合并：由沸石和粘结剂的粉末开始、合并和与外加水一起研磨这些粉末以形成混合物、然后挤出该混合物以制造所需尺寸的粘结催化剂。也可以使用挤出助剂改变沸石和粘结剂混合物的挤出流动性质。该催化剂中的骨架氧化铝的量可以为0.1至3.33重量％、或0.1至2.7重量％、或0.2至2重量％、或0.3至1重量％。

即使在加氢裂化料流中存在大量硫，如在加氢处理或加氢裂化后没有从氢气料流中除去硫化氢气体时，该加氢异构化催化剂也保持催化活性。加氢裂化料流可含有最多4.0重量％至少0.1重量％的硫并被有效加氢异构化。可以通过标准ASTM方法D2622测量硫含量。

加氢异构化催化剂床中的工艺条件可包括200至450℃，优选270至400℃的温度、1.8mPa(250psi)至34.6mPa(5000psi)，优选4.8mPa(667psi)至20.8mPa(3005psi)的氢气分压、0.2至10v/v/hr，优选4至8v/v/hr的液时空速和35.6Nm³/m³(200scf/B)至1781Nm³/m³(10,000scf/B)，优选890Nm³/m³(5000scf/B)至1424Nm³/m³(8000scf/B)的氢气循环率。该加氢异构化过程在比加氢裂化过程低的温度和比来自第一加氢裂化催化剂床42a或其它下游加氢裂化催化剂床42的流出物(包含加氢裂化料流)的温度低的温度下进行。相应地，将第一分馏料流再循环到第一异构化催化剂床42b以骤冷从上覆催化剂床42进入第一加氢异构化催化剂床42b的加氢裂化料流。线路46中的第一分馏料流在进入第一异构化催化剂床42b之前可以在热交换器45中冷却。线路46中的第一分馏料流可经由在进入第一加氢裂化催化剂床42a的第一入口32i下游的中间入口46i供入第一加氢裂化反应器40。第一分馏料流可在从来自氢气岐管44的岐管分支44b(其通往第一异构化催化剂床42b)接收补充氢气料流后从线路46供入中间入口46i。第一分馏料流将进入第一加氢异构化催化剂床的包含加氢裂化料流、补充氢气料流和第一分馏料流的合并料流的总温度降至所需加氢异构化反应温度。

将第二分馏料流添加到第一催化剂床42b中增加加氢裂化产物在加氢异构化催化剂上的停留时间并将所有下游催化剂床42上的空间速度提高到6至10hr^-1。如果需要，可以增加催化剂体积以使空间速度保持在5至8hr^-1的典型值。

在夏季，当冷流规范不那样严格时，可以通过充分冷却线路46中的第一分馏料流以使进入第一加氢裂化催化剂床42b的合并料流的温度具有274℃(525°F)至302℃(575°F)或307℃(585°F)，优选低于288℃(550°F)和当然低于260℃(500°F)的钝化温度而钝化第一加氢异构化催化剂床42b。我们已经发现，在这些温度下，加氢异构化催化剂无活性，以至其不化学改变进入第一加氢异构化催化剂床的加氢裂化料流的组成。我们还已经发现，可以通过将进入第一加氢异构化催化剂床42b的合并料流加热到钝化温度以上而再活化该加氢异构化催化剂。再活化的加氢异构化催化剂床42b具有与其钝化前基本相同的加氢异构化催化剂活性。可以通过充分降低合并料流的温度以将第一加氢异构化催化剂床42b的温度降至加氢异构化反应温度(其可随加氢裂化催化剂的活性、空间速度等波动)以下22℃(40°F)而实现加氢异构化催化剂床的部分钝化。

来自第一加氢异构化催化剂床42b的加氢异构化料流可进入后续加氢裂化催化剂床42以借助来自氢气岐管44的补充氢气料流经加氢裂化催化剂加氢裂化和/或进入后续加氢异构化催化剂床42以借助来自氢气岐管44的补充氢气料流经加氢异构化催化剂加氢异构化或直接取出到分馏段14。即使来自第一加氢异构化催化剂床42b的这一料流随后加氢裂化，其仍被视为加氢异构化料流。

该加氢异构化料流可以在与加氢裂化反应器40下游连通的分馏段14中分离。分馏段14包含与加氢裂化反应器40下游连通的一个或多个分离器和分馏塔。

加氢异构化线路48中的加氢异构化料流在一个方面中可以与线路26中的烃进料流热交换以在进入热分离器50之前冷却。热分离器分离该加氢操作流出物料流以提供热塔顶线路52中的含烃热气体料流和热塔底线路54中的含烃热液体料流。热分离器50可以与加氢裂化反应器40下游连通。热分离器50在177℃(350°F)至371℃(700°F)下运行，优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下运行。考虑到经过中间设备的压降，热分离器50可以在略低于加氢裂化反应器40的压力下运行。热分离器50可以在3.4MPa(表压)(493psig)至20.4MPa(表压)(2959psig)的压力下运行。热塔顶线路52中的含烃热气态分离料流的温度可以为热分离器50的运行温度。

热塔顶线路52中的热气体料流在进入冷却分离器56之前可以冷却。由于在加氢裂化反应器40中发生的反应(其中从进料中除去氮、氯和硫)，形成氨和硫化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢结合形成硫氢化铵，且氨和氯结合形成氯化铵。各化合物具有特征升华温度，这会使该化合物涂覆设备，特别是热交换设备，以损害其性能。为防止硫氢化铵或氯化铵盐如此沉积在传送热气体料流的热塔顶线路36中，可以在冷却器上游在热塔顶线路中的温度高于任一化合物的特征升华温度的位置将合适量的洗涤水引入热塔顶线路52中。

该热气体料流可以在冷分离器56中分离以提供冷塔顶线路58中的包含富氢气体料流的冷气体料流和冷塔底线路60中的冷液体料流。冷分离器56用于将富氢气体与加氢异构化料流中的烃液体分离以在冷塔顶线路58中再循环至加氢裂化反应器40。因此冷分离器56与热分离器50的热塔顶线路52和加氢裂化反应器40下游连通。冷分离器56可以在100°F(38℃)至150°F(66℃)，合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)下和略低于加氢裂化反应器40和热分离器50的压力(考虑到经过中间设备的压降以使氢气和轻质气体保持在塔顶，并使通常液态烃保持在塔底)下运行。冷分离器56可以在3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)的压力下运行。冷分离器56还可具有用于收集水相的boot。冷塔底线路60中的冷液体料流的温度可以为冷分离器56的运行温度。

冷塔顶线路58中的冷气体料流富氢。因此，可以从该冷气体料流中回收氢气。冷塔顶线路58中的冷气体料流可经过板式或填充再循环洗涤塔62，在此其借助通过线路64供入的洗涤萃取液，如水溶液洗涤以通过将它们萃取到该水溶液中而除去酸性气体，包括硫化氢和二氧化碳。优选水溶液包括贫胺，如链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。也可以使用其它胺代替或补充该优选胺。贫胺接触冷气体料流并吸收酸性气体污染物，如硫化氢和二氧化碳。在再循环洗涤塔塔顶线路68中从再循环洗涤塔62的塔顶出口取出所得“脱硫(sweetened)”冷气体料流并在再循环洗涤塔塔底线路66中从再循环洗涤塔的塔底出口取出富胺。来自塔底的废洗涤液可以再生并在线路64中再循环回再循环洗涤塔62。洗涤过的富氢料流经再循环洗涤塔塔顶线路68离开洗涤塔并可以在再循环压缩机70中压缩以提供氢气线路22中的氢气料流和补充氢气岐管44中的补充氢气料流。洗涤塔塔顶线路68中的洗涤过的富氢料流可以在压缩机70上游或下游用补充线路24中的补充氢气料流补充。再循环氢气岐管44将一部分再循环氢气料流供入加氢裂化反应器40中的催化剂床42以控制下游催化剂床的入口温度。再循环洗涤塔62可以用38℃(100°F)和66℃(150°F)的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力运行。

热塔底线路60中的含烃热液体料流可以被分馏。在一个方面中，可以将热塔底线路54中的热液体料流排出并在热闪蒸罐80中闪蒸以提供闪蒸热塔顶线路82中的轻馏分闪蒸热气体料流和闪蒸热塔底线路84中的闪蒸热液体料流。热闪蒸罐80可以与热塔底线路54直接下游连通和与加氢裂化反应器40下游连通。在一个方面中，可以从闪蒸热塔底线路84中的闪蒸热液体料流中汽提轻气体，如硫化氢。相应地，汽提塔100可以与热闪蒸罐80和热闪蒸塔底线路84下游连通。

热闪蒸罐80可以在与热分离器50相同的温度但在1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)，合适地不大于3.8MPa(表压)(500psig)的较低压力下运行。闪蒸热塔底线路84中的闪蒸热液体料流可以在分馏段14中进一步分馏。闪蒸热塔底线路84中的闪蒸热液体料流的温度可以为热闪蒸罐80的运行温度。

在一个方面中，冷塔底线路60中的冷液体料流可以直接分馏。再一方面，可以将冷液体料流排出并在冷闪蒸罐86中闪蒸以分离冷塔底线路60中的冷液体料流。冷闪蒸罐86可以与冷分离器56的冷塔底线路60下游连通和与加氢裂化反应器40下游连通。

再一方面，闪蒸热塔顶线路82中的闪蒸热气体料流可以在分馏段14中分馏。再一方面，可以将闪蒸热气体料流冷却并也在冷闪蒸罐86中分离。冷闪蒸罐86可以分离线路60中的冷液体料流和/或闪蒸热塔顶线路82中的闪蒸热气体料流以提供闪蒸冷塔顶线路88中的闪蒸冷气体料流和冷闪蒸塔底线路90中的闪蒸冷液体料流。在一个方面中，可以从闪蒸冷塔底线路90中的闪蒸冷液体料流中汽提轻气体，如硫化氢。相应地，汽提塔100可以与冷闪蒸罐86和冷闪蒸塔底线路90下游连通。

冷闪蒸罐86可以与冷分离器56的冷塔底线路60、热闪蒸罐80的热闪蒸塔顶线路82和加氢裂化反应器40下游连通。冷塔底线路60中的闪蒸冷液体料流和热闪蒸塔顶线路82中的闪蒸热气体料流可以一起或分开进入冷闪蒸罐86。在一个方面中，热闪蒸塔顶线路82汇入冷塔底线路60并将闪蒸热气体料流和冷液体料流在冷闪蒸进料线路92中一起供入冷闪蒸罐86。冷闪蒸罐86可以在与冷分离器56相同的温度但通常在1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)，优选3.0MPa(表压)(435psig)至3.8MPa(表压)(550psig)的较低压力下运行。也可以从冷闪蒸罐86中的boot中除去闪蒸水性料流。闪蒸冷塔底线路90中的闪蒸冷液体料流可具有与冷闪蒸罐86的运行温度相同的温度。闪蒸冷塔顶线路88中的闪蒸冷气体料流含有可回收的大量氢气。

分馏段14可进一步包括汽提塔100、常压分馏塔130和真空分馏塔160。汽提塔100可以与分馏段14中的塔底线路下游连通以从加氢异构化料流中汽提挥发物。例如，汽提塔100可以与热塔底线路54、闪蒸热塔底线路84、冷塔底线路60和/或冷闪蒸塔底线路90下游连通。在一个方面中，汽提塔100可以是含有冷汽提塔102和热汽提塔104的容器，具有将汽提塔102、104彼此分隔的壁。冷汽提塔102可以与加氢裂化反应器40、冷塔底线路60和在一个方面中，闪蒸冷塔底线路90下游连通以汽提冷液体料流。热汽提塔104可以与加氢裂化反应器40和热塔底线路54和在一个方面中，闪蒸热塔底线路84下游连通以汽提比冷液体料流热的热液体料流。该热液体料流可以比冷液体料流热至少25℃，优选至少50℃。

可以将闪蒸冷塔底线路90中的包含加氢异构化料流的闪蒸冷液体料流加热并在该塔的上半部中的入口供入冷汽提塔102。包含加氢异构化料流的闪蒸冷液体料流可以在冷汽提塔102中用来自冷汽提介质线路106的冷汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提出气体以提供冷汽提塔塔顶线路108中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷汽提塔气体料流和冷汽提塔塔底线路110中的冷汽提料流。冷汽提塔塔顶线路108中的冷汽提塔气体料流可以在接收器112中冷凝和分离。来自接收器112的汽提塔净塔顶线路114输送净汽提塔气体料流以在轻质材料回收单元中进一步回收LPG和氢气。来自接收器112底部的未稳定液体石脑油可以分成回流到冷汽提塔102顶部的回流部分和可以在冷凝汽提塔塔顶线路116中输送以供进一步回收或加工的液体汽提塔塔顶料流。可以从塔顶接收器112的boot中收集含硫水料流。

冷汽提塔102可以在149℃(300°F)至288℃(550°F)，优选不大于260℃(500°F)的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)，优选不小于0.70MPa(表压)(100psig)至不大于2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力下运行。塔顶接收器112中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，压力与冷汽提塔102的塔顶压力基本相同。

冷汽提塔塔底线路110中的冷汽提料流可以主要包含石脑油和煤油沸程材料。线路110中的冷汽提料流的一部分或全部可以在冷汽提塔传送线路111中作为第一再循环线路46中的第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床42b。包含来自冷汽提塔塔底线路110的加氢异构化料流的在冷分馏塔进料线路113中的冷汽提料流的剩余部分或全部可以加入并供入常压分馏塔130。常压分馏塔130可以与冷汽提塔102的冷汽提塔塔底线路110和汽提塔100下游连通。在一个方面中，常压分馏塔130可包含多于一个分馏塔。常压分馏塔130可以与热分离器50、冷分离器56、热闪蒸罐80和冷闪蒸罐86之一、一些或所有下游连通。

热闪蒸塔底线路90中的包含加氢异构化料流的闪蒸热液体料流可以在其顶部附近供入热汽提塔104。闪蒸热液体料流可以在热汽提塔104中用来自线路120的热汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提出气体以提供热汽提塔塔顶线路118中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的热汽提塔塔顶料流和热汽提塔塔底线路122中的热汽提料流。可以将热汽提塔塔顶线路118冷凝，并将一部分回流至热汽提塔104。但是，在图1的实施方案中，来自热汽提塔104的顶部的热汽提塔塔顶线路118中的热汽提塔塔顶料流在一个方面中直接供入冷汽提塔102而不首先冷凝或回流。传送闪蒸冷液体料流的冷闪蒸塔底线路90的入口可以位于比热汽提塔塔顶线路118的入口高的高度。热汽提塔104可以在160℃(320°F)至360℃(680°F)的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)，优选0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的塔顶压力下运行。

热汽提塔底线路122中的包含加氢异构化料流的热汽提料流的至少一部分可以在热分馏塔进料线路123中提取、加热并供入常压分馏塔130。热汽提塔底线路122中的热汽提料流的另一部分可以在热传送线路125中传送至第一再循环线路46以作为第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床42b。常压分馏塔130可以与热汽提塔104的热汽提塔底线路122下游连通。线路122中的热汽提料流可以在比线路110中的冷汽提料流热的温度下。

在一个方面中，可以将热分馏塔进料线路123中的热汽提料流加热并供入初步分馏(prefractionation)分离器124以分离成初步分馏塔顶线路126中的汽化热汽提料流和初步分馏塔底线路128中的液体热汽提料流，两者都包含加氢异构化料流。该气态热汽提料流可以在初步分馏塔顶线路128中供入常压分馏塔130。液体热汽提料流可以在分馏炉中加热并在初步分馏塔底线路128中在初步分馏塔顶线路126将汽化热汽提料流供入常压分馏塔130的高度下方的高度供入常压分馏塔130。在所示实施方案中，初步分馏塔底线路128中的液体热汽提料流可以在分馏炉中加热并供入任选真空分馏塔160。

常压分馏塔130可以与冷汽提塔102和热汽提塔104下游连通并可包含多于一个分馏塔以将汽提的加氢异构化料流分离成产物料流。常压分馏塔130可以用来自线路132的惰性汽提介质料流如蒸汽分馏加氢异构化料流、冷汽提料流、气态热汽提料流和液体热汽提料流以提供几个产物料流。来自常压分馏塔130的产物料流可包括净塔顶线路134中的包含石脑油的净分馏塔顶料流、来自侧取出口的线路136中的任选重石脑油料流、来自侧取出口的线路138中的煤油料流和来自侧取出口的线路140中的柴油料流。

可以在常压塔底线路142中提供常压未转化油料流。常压塔底线路142中的常压未转化油料流的一部分或全部可以在常压传送线路144中传送至第一再循环线路46以作为第一分馏料流再循环至第一加氢异构化催化剂床42b。或者，常压塔底线路142中的常压未转化油料流的部分、一些或全部可以在常压传送线路152中作为第二分馏料流在第二再循环线路184中传送至加氢裂化反应器40，特别是在省略真空分馏塔160的实施方案中。剩余部分(如果有的话)可以在真空分馏进料线路146中供入任选真空分馏塔160。

可以通过冷却至少一部分产物料流并将一部分各冷却料流送回该分馏塔而从常压分馏塔130中除去热。也可以汽提这些产物料流以除去轻质材料以达到产物纯度要求。可以将塔顶线路148中的分馏塔顶料流冷凝并在接收器150中分离，将一部分冷凝液体回流回分馏塔130。线路134中的净分馏塔顶料流可以进一步加工或作为石脑油产物回收。常压分馏塔130可以在260℃(500°F)至385℃(725°F)，优选不大于350℃(650°F)的塔底温度和在7kPa(表压)(1psig)至69kPa(表压)(10psig)的塔顶压力下运行。可以将常压塔底线路142中的一部分未转化油料流再沸并送回常压分馏塔130，以代替在线路132中添加惰性汽提介质料流，如蒸汽以向常压分馏塔130供热。

初步分馏塔底线路128或热分馏塔进料线路123中的液体热汽提料流可以在火焰加热器中加热并送入真空分馏塔160。在真空分馏塔160中，可以将液体热汽提料流分馏以将柴油与未转化油分离。真空分馏塔进料线路146中的常压未转化油料流也可以在液体热汽提料流入口上方的入口供入真空分馏塔160。在真空分馏塔160中，也可以将真空分馏塔进料线路146中的未转化油料流分馏以将柴油与未转化油分离。真空分馏塔160因此与冷汽提塔60下游连通，但常压分馏塔130可以在真空分馏塔160上游与冷汽提塔102下游连通。因此，常压分馏塔130与真空分馏塔160上游连通。

来自真空介质线路162的惰性气体，如蒸汽可以向真空分馏塔160提供热以助于将较轻组分与较重组分分馏。真空分馏塔160在来自侧取出口的线路164中产生柴油产物料流。通过冷却线路164中的柴油料流并将一部分冷却料流送回该塔而从真空分馏塔160中除去热。也可以汽提线路164中的柴油料流以除去轻质材料以达到产物纯度要求。真空分馏塔运行以产生具有370℃至390℃的柴油TBP分馏点和不大于380℃，优选不大于360℃的T95的柴油料流。该柴油料流也满足-40℃浊点温度和-45℃倾点的Arctic Diesel Specifications。可以作为侧馏分从侧出口182o取出在真空传送线路182中的真空分馏料流以作为线路46中的第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床42b。

可以从真空分馏塔的上半部在塔顶线路166中从塔顶出口和/或在侧取线路中从侧取出口(未显示)提供重回流料流并在重回流线路170中供入常压分馏塔130。与重回流线路170下游连通的线路170中的重回流料流的入口可以位于比冷分馏塔线路113中的冷汽提料流的入口或从初步分馏塔顶线路126到常压分馏塔130的气态热汽提料流的进料入口高的高度。可以从真空分馏塔160的底部回收真空塔底线路168中的真空未转化油料流。该真空未转化油料流具有高于柴油分馏点的沸点并可再循环至加氢裂化反应器40或在第二再循环线路184中作为第二分馏料流再循环至第二加氢裂化反应器。另外，可以在未转化油料流在第二再循环线路中再循环之前从真空塔底线路168中的未转化油料流中回收富集重质多核芳烃的重质多核芳烃料流。

真空分馏塔160在塔顶在低于大气压下运行。塔顶线路166中的塔顶料流可供入真空发生装置172。真空发生装置172可包括与惰性气体料流174如蒸汽连通的喷射器，其在塔顶线路166中的塔顶料流上抽真空。来自真空发生装置172的线路176中的冷凝烃料流可独自或与来自侧线的另一上料流(upper stream)(未显示)一起供入重回流料流170。也可以在该真空发生装置中从boot中除去冷凝水性料流。可以在线路178中从该蒸气发生装置中除去含烃气态料流。

真空分馏塔160可以在260℃(500°F)至370℃(700°F)，优选300℃(570°F)的塔底温度和10kPa(绝对)(1.5psia)，优选20kPa(绝对)(3psia)至70kPa(表压)(10psig)的塔顶压力下运行。可以将真空塔底线路168中的一部分未转化油再沸并送回真空分馏塔160，以代替利用蒸汽汽提向真空分馏塔160供热。

第一再循环线路46中的第一分馏料流可以在热交换器45中冷却并供入第一加氢裂化反应器40中的第一加氢异构化催化剂床42b以在来自分支线路44b的补充氢气料流存在下进一步加氢异构化。第一分馏料流和分支线路44b中的补充氢气料流可以在共用分配器中共分配到中间入口46i处的床间位置。中间入口46i可以与分馏段14和在一个方面中与真空分馏塔160的侧出口182o下游连通。

第二再循环线路184中包含未转化油的第二分馏料流可以再循环至加氢裂化反应器40的第一入口32i以与烃进料流和氢气料流一起经第一加氢裂化催化剂床42a和可能其它加氢裂化催化剂床42进一步加氢裂化并经第一加氢异构化催化剂床42b加氢异构化。

图2显示在加氢操作单元12’中包括第二加氢裂化反应器200的装置和方法10’的一个实施方案。具有与图1中相同的配置的图2中的元件具有与图1中相同的标号。具有与图1中的相应元件不同配置的图2中的元件具有相同标号但用引号(‘)标记。除下列例外外，图2的实施方案的配置和操作与图1中基本相同。

第二加氢裂化反应器经由与分馏段14’下游连通的第二入口184i接收第二分馏料流和第二加氢裂化氢气线路202中的第二加氢裂化氢气料流。第二加氢裂化氢气线路202中的第二加氢裂化氢气料流取自氢气线路22’中的氢气料流。第一加氢裂化氢气线路33’中的第一加氢裂化氢气料流取自氢气线路22’中的氢气，其向第一加氢裂化反应器40供应氢气。第二分馏料流包含在第二再循环线路184’中来自常压分馏塔130和/或真空分馏塔160的未转化油料流。相应地，第二入口184i可以与常压分馏塔130的常压塔底线路142和/或真空分馏塔160的真空塔底线路168下游连通。

第二加氢裂化反应器200包含多个催化剂床204。第二加氢异构化催化剂床204a可位于第二反应器200中。第二加氢裂化催化剂床204b也可位于第二反应器200中。第二加氢裂化催化剂床204b可位于第二加氢异构化催化剂床204a下游。在第二加氢裂化反应器200中，第二分馏料流在第二加氢裂化氢气料流存在下经第二加氢异构化催化剂床204a加氢异构化以提供第二加氢异构化料流。在第二加氢裂化反应器200中，第二分馏料流在第二加氢裂化氢气料流存在下经第二加氢裂化催化剂床204b加氢裂化以提供第二加氢裂化料流。在一个方面中，第二分馏料流也可以是在第二加氢异构化催化剂床204a中加氢异构化之后和在第二加氢裂化反应器200中加氢裂化之前的第二加氢异构化料流。在一个方面中，第二加氢裂化反应器200中的上游催化剂床204合适地为加氢异构化催化剂床且下游催化剂床204是加氢裂化催化剂床。第二氢气岐管208在床间位置为一些或所有催化剂床204提供补充氢气料流。如果催化剂床204包含在第二加氢裂化反应器200中的加氢裂化催化剂床204下游的加氢异构化催化剂床，可以使用来自第一再循环线路46的第一分馏料流的一部分或全部骤冷进入加氢异构化催化剂床204的加氢裂化料流。

线路210中的第二加氢裂化料流可离开第二加氢裂化反应器200。线路210中的第二加氢裂化料流可汇入线路48中的第一加氢异构化料流并与第一加氢异构化料流一起在分馏段14’中分离和分馏。

实施例

图3显示钝化和再活化加氢异构化催化剂对冷流性质，在这种情况下为浊点的影响。在中试装置中将两种不同VGO进料与氢气混合并相继供入加氢裂化催化剂床，然后供入加氢异构化催化剂床。加氢裂化催化剂温度在图3中用三角形标示。加氢异构化催化剂温度在图3中用圆形表示。催化剂温度值显示在右纵轴上。浊点温度值由正方形表示并显示在左纵轴上。运行小时数显示在水平轴上。在2700小时的垂直线指示从一种VGO进料切换成另一VGO进料。

加氢裂化催化剂温度在整个运行过程中大致保持在700至800°F之间。加氢异构化催化剂温度在2100至2400小时之间保持在大约750°F。在此期间浊点温度保持在-20°F以上，意味着直到柴油温度下降到浊点(在这种情况下为大约-20°F)或其以下才在产物柴油中形成混浊。在2400小时，将加氢异构化催化剂温度降至585°F，此时浊点温度升至-5°F。允许加氢异构化催化剂温度冷却至450°F，以使浊点保持在-5或-6°F，直至2550小时，此时浊点突增并落到0°F的更高的稳定化浊点温度。在2700小时引入新VGO进料且浊点温度升至10°F，这可能归因于该新进料的质量，因为加氢异构化催化剂温度仍在450°F。在加氢异构化催化剂在600°F以下，特别是在500°F以下的同时，其如产物柴油的明显更高浊点温度所示有效地无活性。

在2900小时后，将加氢异构化催化剂温度提高到750°F。浊点温度立即降至-30°F。当加氢异构化催化剂温度提高到775°F时，柴油产物的浊点温度移动到-40°F以下，极佳品质。

我们得出结论，加氢异构化催化剂可以与加氢裂化催化剂一起工作以改进加氢裂化的柴油产物的冷流性质。此外，在较温暖的月份在较不需要冷流性质时可以降低加氢异构化催化剂温度以将加氢异构化催化剂钝化。此外，当温暖月份过去时，可以通过将其加热而非冷却而再活化相同的加氢异构化催化剂并且该催化剂可在其冷却前停止的位置开始有效加氢异构化。

具体实施方案

尽管下面联系具体实施方案进行描述，但要理解的是，该描述意在举例说明而非限制上文的描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案是一种加氢裂化和加氢异构化烃料流的方法，其包含经第一加氢裂化催化剂床加氢裂化烃进料流以提供加氢裂化料流；经第一加氢异构化催化剂床加氢异构化所述加氢裂化料流以提供加氢异构化料流；在分馏段中分馏所述加氢异构化料流以提供第一分馏料流；和将第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床以骤冷所述加氢裂化料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含经第一加氢裂化催化剂床加氢裂化第二分馏料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含经第二加氢裂化催化剂床加氢裂化第二分馏料流以提供第二加氢裂化料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中第一加氢裂化催化剂床和第一加氢异构化催化剂床位于第一反应器中且第二加氢裂化催化剂床位于第二反应器中。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含冷却第一分馏料流以钝化第一加氢异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏包含从所述加氢异构化料流中汽提气体以提供汽提料流和将一部分汽提料流作为第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏包含在真空下分馏所述加氢异构化料流和将真空分馏料流作为第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中第一分馏料流作为侧馏分取自真空分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中第二分馏料流取自分馏塔底部。

本发明的第二实施方案是一种加氢裂化和加氢异构化烃料流的方法，其包含在第一反应器中经第一加氢裂化催化剂床加氢裂化烃进料流以提供加氢裂化料流；在第一反应器中经第一加氢异构化催化剂床加氢异构化所述加氢裂化料流以提供加氢异构化料流；分馏来自第一反应器的第一流出物料流以提供第一分馏料流和第二分馏料流；将第一分馏料流再循环至第一反应器中的第一异构化催化剂床以骤冷所述加氢裂化料流；和在第二反应器中经第二加氢裂化催化剂床加氢裂化第二分馏料流以提供第二加氢裂化料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含冷却第一分馏料流以钝化第一加氢异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏包含从第一流出物料流中汽提气体和将一部分汽提料流作为第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏包含在真空下分馏第一流出物料流和将真空分馏料流作为第一分馏料流再循环至第一异构化催化剂床。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中第一分馏料流作为侧馏分取自真空分馏塔且第二分馏料流取自真空分馏塔的底部。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏包含分馏第一流出物料流并且第一分馏料流作为侧馏分取出且第二分馏料流取自分馏塔底部。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏另一部分汽提料流以提供第二分馏料流。

本发明的第三实施方案是一种用于加氢裂化和加氢异构化烃料流的装置，其包含具有进入第一加氢裂化反应器的第一入口和在第一入口下游的进入第一加氢裂化反应器的中间入口的第一加氢裂化反应器；在第一加氢裂化反应器下游的分馏段；且进入第一加氢裂化反应器的所述中间入口与所述分馏段下游连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第三实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含具有与所述分馏段下游连通的进入第二加氢裂化反应器的第二入口的第二加氢裂化反应器。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第三实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分馏段包含分馏塔且第二入口与所述分馏塔的塔底线路下游连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第三实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述中间入口与所述分馏塔的侧出口下游连通。

无需进一步详述，相信利用上文的描述，本领域技术人员可以最大限度地利用本发明并容易确定本发明的基本特征，在不背离其精神和范围的情况下，作出本发明的各种变动和修改并使其适应各种用途和条件。因此，上述优选的具体实施方案应被解释为仅示例性的而非以任何方式限制本公开的其余部分，并意在涵盖所附权利要求书的范围内所含的各种修改和等效布置。

除非另行指明，在上文中，所有温度以摄氏度阐述，且所有份数和百分比按重量计。