用于加氢精制分馏塔顶石脑油的方法和装置与流程

本申请要求2016年3月22日提交的美国申请No.62/311742的优先权，其内容全文经此引用并入本文。

技术领域

该领域是石脑油料流，特别是来自加氢处理(hydroprocessing)单元的塔顶石脑油料流的加氢精制(hydrotreating)。

发明背景

加氢处理可包括在加氢处理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处理工艺，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固定床。悬浮床加氢裂化(slurry hydrocracking)是用于将渣油进料裂化成瓦斯油和燃料的悬浮床催化工艺(slurried catalytic process)。

在许多领域中，石脑油可用于发动机燃料和石油化学原料并且其进一步回收是合意的。由于环境意识和新颁布的规章制度，适售燃料必须符合越来越低的污染物(如硫和氮)限额。新规章要求从汽油中基本完全除去硫。例如，U.S.Environmental Protection Agency在2017年颁布Tier 3Motor Vehicle Emission and Fuel Standards，其将汽油硫限于10wppm。

加氢精制是用于从烃料流中除去杂原子(如硫和氮)以满足燃料规格并使烯烃或芳族化合物饱和的一种加氢处理工艺。加氢精制可以在高压或低压下进行，但通常在比加氢裂化低的压力下运行。加氢脱硫是旨在通过将硫转化成硫化氢而从烃中除去硫的加氢精制工艺。

加氢处理回收单元通常包括用于冷却和减压加氢处理流出物和从液体料流中分离气体料流的一系列分离器和用于用汽提介质如蒸汽汽提加氢处理过的液体以除去不想要的硫化氢的汽提塔。该经汽提料流随后通常在产物分馏塔中加热和分馏以回收产物如石脑油、煤油和柴油。

在炼油厂，氢气极为重要并且氢气的回收显著改进炼油厂盈利能力。变压吸收(PSA)单元可用于通过在高压下从氢气料流中吸附较大分子而提纯氢气，然后在变换至较低压力后释放较大分子以提供尾气料流。

因此，仍然需要用于从加氢处理流出料流中回收低硫石脑油的改进的方法。

技术实现要素：

发明概述

我们已经发现用于将来自产物分馏塔的塔顶料流的加氢处理石脑油加氢脱硫的装置和方法。可以将该塔顶料流冷凝并供入后处理加氢脱硫反应器。可以由用于分离加氢处理料流的上游分离器供应氢气。相应地，石脑油可以在加氢裂化回收单元内加氢脱硫。

附图简述

附图是简化工艺流程图。

定义

术语“连通”是指在列举的部件之间切实允许材料流。

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切实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(subject)流出的至少一部分材料可切实流向与其连通的客体(object)。

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“绕流”是指客体(object)至少在绕流程度上脱离与绕开的主体(subject)的下游连通。

本文所用的术语“富组分料流”是指离开容器的富料流具有比供入容器的进料高的该组分的浓度。

本文所用的术语“贫组分料流”是指离开容器的贫料流具有比供入容器的进料小的该组分的浓度。

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由流化惰性气态介质如蒸汽提供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(distillate)馏分和渣油并通过质量和体积测定上述馏分的收率，由此在塔中使用15个理论塔板以5:1回流比生成温度vs馏出质量％的曲线图。

本文所用的术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86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℉)至柴油分馏点(在343℃(650℉)至399℃(750℉)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储槽(boot)的水性料流出口的容器。闪蒸罐是一种类型的分离器，其可以与可在更高压力下运行的分离器下游连通。

本文所用的术语“主要”是指大于50％，合适地大于75％，优选大于90％。

具体实施方式

发明详述

在用于回收加氢处理产物的分馏段中，可以合并来自汽提塔塔顶和/或来自产物分馏塔顶的石脑油料流并送往用于稳定液体料流的稳定化分馏塔。石脑油料流中的硫含量(通常归因于硫醇)在10-50wppm的范围内。为了将轻质石脑油送往异构化单元和将重质石脑油送往重整单元，脱丁烷石脑油应该满足对轻质石脑油而言不大于0.1wppm和对重质石脑油而言不大于0.5wppm的硫规范。含全范围石脑油的来自稳定剂塔的塔底料流可以在硫吸附剂床或石脑油加氢精制单元中处理以满足硫规范。但是，硫吸附剂床可能只能持续6个月并且需要处置吸附剂。石脑油加氢精制单元需要在操作上和资本上都昂贵的氢气压缩机。提议在稳定化塔上游利用加氢脱硫反应器后处理加氢处理石脑油以满足硫规范。

用于加氢处理烃的装置和方法10包含加氢处理单元12、分离段14、产物回收单元16和氢气回收单元160。将烃线路18中的烃质料流和富氢料流线路24供入加氢处理单元12。

再循环氢气线路22中的再循环氢气料流可以补充来自线路24的补充氢气料流以提供氢气线路20中的氢气料流。该氢气料流可汇入进料线路18中的烃质料流以提供进料线路26中的烃进料流。进料线路26中的烃进料流可通过与线路32中的加氢处理流出料流热交换加热和在火焰加热器中加热并供入加氢处理反应器30。该烃进料流在加氢处理反应器30中加氢处理。

在一个方面中，本文所述的方法和装置特别可用于加氢处理包含烃质原料的烃进料流。示例性的烃原料包括具有在288℃(550℉)以上的初沸点(IBP)的烃质料流，如常压瓦斯油、具有在315℃(600℉)至600℃(1100℉)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、经加氢裂化的进料、催化裂化器馏分油、具有在343℃(650℉)或以上的IBP的常压渣油和具有在510℃(950℉)以上的IBP的减压渣油。

在加氢处理单元12中发生的加氢处理可以是加氢裂化或加氢精制。加氢裂化是指烃在氢气存在下裂化成较低分子量的烃的工艺。加氢裂化是加氢处理单元12中的优选工艺。因此，术语“加氢处理”在本文中包括术语“加氢裂化”。加氢裂化还包括悬浮床加氢裂化，其中将渣油进料与催化剂和氢气混合以制造淤浆并裂化成较低沸点产物。

在加氢处理单元中发生的加氢处理也可以是加氢精制。加氢精制是使氢气在主要具有从烃原料中除去杂原子(如硫、氮和金属)的活性的加氢精制催化剂存在下与烃接触的工艺。在加氢精制中，可以使具有双键和三键的烃饱和。也可以使芳族化合物(aromatics)饱和。一些加氢精制工艺专门设计成使芳族化合物饱和。也可以通过加氢异构化降低加氢精制产物的浊点或倾点。加氢裂化反应器前可存在加氢精制反应器和任选分离器(未显示)以从加氢裂化反应器的进料中除去硫和氮污染物。

加氢处理反应器30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和在一个或多个容器中的加氢精制催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。加氢处理反应器30考虑在连续气相中运行，其中液体烃进料的体积小于氢气的体积。加氢处理反应器30也可以在传统连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中运行。

如果加氢处理反应器30作为加氢裂化反应器运行，则其可提供将至少20体积％和通常大于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将20至60体积％，优选20至50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的温和加氢裂化条件下运行。如果加氢处理反应器30作为加氢精制反应器运行，则其可提供10至30体积％的单程转化率。

如果加氢处理反应器30是加氢裂化反应器，加氢裂化反应器30中的第一容器或床可包括用于烃进料的饱和、脱金属、脱硫或脱氮的加氢精制催化剂，其接着在加氢裂化反应器30中的后续容器或床中借助加氢裂化催化剂加氢裂化。如果该加氢裂化反应器是温和加氢裂化反应器，其可含有几个加氢精制催化剂床，接着数量较少的加氢裂化催化剂床。如果加氢处理反应器30是悬浮床加氢裂化反应器，其可以在连续液相中以上升流模式运行并表现得不同于描绘固定床反应器的图1。如果加氢处理反应器30是加氢精制反应器，其可包含多于一个容器和多个加氢精制催化剂床。该加氢精制反应器也可含有适用于使芳族化合物饱和、加氢脱蜡和加氢异构化的加氢精制催化剂。

如果需要温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非晶二氧化硅-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30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结合的铵离子，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％，优选至少20％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％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％至30％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底材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℉)至648℃(1,200℉)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℉)至468℃(875℉)，优选343℃(650℉)至445℃(833℉)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253Nm³/m³(1500scf/bbl)至2,527Nm³/m³油(15,000scf/bbl)的氢气率。如果需要温和加氢裂化，条件可包括315℃(600℉)至441℃(825℉)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253Nm³/m³油(1500scf/bbl)至1,685Nm³/m³油(10,000scf/bbl)的氢气率。

适用于本发明的加氢精制催化剂是任何已知的常规加氢精制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。其它合适的加氢精制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。在同一加氢精制反应器30中可以使用多于一种类型的加氢精制催化剂。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。

优选的加氢精制反应条件包括290℃(550℉)至455℃(850℉)，合适地316℃(600℉)至427℃(800℉)，优选343℃(650℉)至399℃(750℉)的温度、从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)，优选6.9MPa(表压)(1000psig)的压力、从0.1hr^-1，合适地0.5hr^-1，至4hr^-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，使用加氢精制催化剂或加氢精制催化剂的组合。

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的加氢处理流出料流。该加氢处理流出料流可以在包含一个或多个分离器的分离段14中分离成液体加氢处理料流和气体加氢处理料流。分离段14与加氢处理反应器30下游连通。

加氢处理流出线路32中的加氢处理流出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34之前冷却。热分离器分离该加氢处理流出料流以提供热塔顶线路36中的烃质热气体料流和热塔底线路38中的烃质热分离加氢处理料流。热分离器34可以与加氢处理反应器30下游连通。热分离器34在177℃(350℉)至371℃(700℉)下运行，优选在232℃(450℉)至315℃(600℉)下运行。考虑到经过中间设备的压降，热分离器34可以在略低于加氢处理反应器30的压力下运行。热分离器可以在3.4MPa(表压)(493psig)至20.4MPa(表压)(2959psig)的压力下运行。热塔顶线路36中的烃质热气体料流的温度可以为热分离器34的运行温度。

热塔顶线路36中的热气体料流在进入冷分离器40之前可以冷却。由于在加氢处理反应器30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，氨和硫化氢合并形成硫氢化铵，且氨和氯合并形成氯化铵。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36中的温度高于任一化合物的特征升华温度的位置将线路37中的合适量的洗水引入热塔顶线路36中。

热气体料流可以在冷分离器40中分离以提供冷塔顶线路42中的包含富氢气体料流的冷气体料流和冷塔底线路44中的冷分离加氢处理料流。冷分离器40用于将富氢气体与加氢处理流出物中的烃液体分离以在冷塔顶线路42中再循环至加氢处理反应器30。因此冷分离器40与热分离器34的热塔顶线路36和加氢处理反应器30下游连通。冷分离器40可以在100℉(38℃)至150℉(66℃)，合适地115℉(46℃)至145℉(63℃)下和略低于加氢处理反应器30和热分离器34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40可以在3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)的压力下运行。冷分离器40还可具有用于收集水相的储槽(boot)。冷塔底线路44中的冷分离加氢处理料流的温度可以为冷分离器40的运行温度。

冷塔顶线路42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42中的冷气体料流可经过板式或填充再循环洗涤塔46，在此其借助在线路45中供入的洗涤萃取液(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(lean amine)，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48中从再循环洗涤塔46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47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再循环回再循环洗涤塔46。洗过的富氢料流经再循环洗涤塔塔顶线路48离开洗涤塔并可以在再循环压缩机50中压缩以提供线路22中的再循环氢气料流。线路22中的再循环氢气料流可以用补充线路24中的补充氢气料流补充以提供氢气线路20中的氢气料流。可以将线路22中的一部分再循环氢气料流送往加氢处理反应器30中的中间催化剂床出口以控制后续催化剂床(未显示)的入口温度。再循环洗涤塔46可以用38℃(100℉)至66℃(150℉)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38中的烃质热分离加氢处理料流可作为热加氢处理流出料流在产物回收单元16中分馏。在一个方面中，可以将热塔底线路38中的热分离加氢处理料流减压并在热闪蒸罐52中闪蒸以提供热闪蒸塔顶线路54中的轻馏分闪蒸热气体料流和热闪蒸塔底线路56中的闪蒸热分离加氢处理料流。热闪蒸罐52可以是将液体加氢处理流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸罐52可以与热塔底线路38直接下游连通和与加氢处理反应器30下游连通。热闪蒸罐52可以在与热分离器34相同的温度但在1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)，合适地不大于3.4MPa(表压)(500psig)的较低压力下运行。塔底线路56中的闪蒸热分离加氢处理料流可以在产物回收单元16中进一步分馏。热闪蒸塔底线路56中的闪蒸热分离加氢处理料流的温度可以为热闪蒸罐52的运行温度。

在一个方面中，冷塔底线路44中的冷分离加氢处理料流可作为冷加氢处理流出料流在产物回收单元16中分馏。再一方面，可以将冷分离加氢处理料流减压并在冷闪蒸罐60中闪蒸以分离塔底线路44中的冷分离加氢处理料流。冷闪蒸罐60可以是将加氢处理流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸罐60可以与冷分离器40的冷塔底线路44直接下游连通和与加氢处理反应器30下游连通。

再一方面，热闪蒸塔顶线路54中的闪蒸热气体料流可作为热加氢处理流出料流在产物回收单元16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60中分离。冷闪蒸罐60可以分离线路44中的冷分离加氢处理料流和/或热闪蒸塔顶线路54中的闪蒸热气体料流以提供冷闪蒸塔顶线路62中的闪蒸冷气体料流和冷闪蒸塔底线路64中的闪蒸冷分离加氢处理料流。在一个方面中，可以从闪蒸冷分离加氢处理料流中汽提轻气体，如硫化氢。相应地，汽提塔70可以与冷闪蒸罐60和冷闪蒸塔底线路64下游连通。冷闪蒸罐60可以与冷分离器40的冷塔底线路44、热闪蒸罐52的热闪蒸塔顶线路54和加氢处理反应器30下游连通。冷塔底线路44中的冷分离加氢处理料流和热闪蒸塔顶线路54中的闪蒸热气体料流可以一起或分开进入冷闪蒸罐60。在一个方面中，热闪蒸塔顶线路54汇入冷塔底线路44并将闪蒸热气体料流和冷分离加氢处理料流一起在冷闪蒸进料线路58中供入冷闪蒸罐50。冷闪蒸罐50可以在与冷分离器40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3.4MPa(表压)(500psig)的较低压力下运行。也可以从冷闪蒸罐60中的储槽(boot)中除去闪蒸水性料流。冷闪蒸塔底线路64中的闪蒸冷分离加氢处理料流可具有与冷闪蒸罐60的运行温度相同的温度。冷闪蒸塔顶线路62中的闪蒸冷气体料流含有大量氢气并可传送至加氢脱硫反应器120以提供氢气需求。

产物回收段16可包括汽提塔70、产物分馏塔100和稳定化分馏塔140。汽提塔70可以与分离段14中的塔底线路下游连通以从加氢处理料流中汽提挥发物。例如，汽提塔70可以与热塔底线路38、热闪蒸塔底线路56、冷塔底线路44、热闪蒸塔顶线路54和/或冷闪蒸塔底线路64下游连通。在一个方面中，汽提塔70可以是含有冷汽提塔72和热汽提塔86的容器。冷汽提塔72可以与加氢处理反应器30、冷塔底线路44和在一个方面中，冷闪蒸塔底线路64下游连通以汽提冷分离加氢处理料流。热汽提塔86可以与加氢处理反应器30和热塔底线路38和在一个方面中，热闪蒸塔底线路56下游连通以汽提比冷加氢处理料流热的热分离加氢处理料流。一方面，冷分离加氢处理料流可以是冷闪蒸塔底线路64中的闪蒸冷分离加氢处理料流。热分离加氢处理料流可以是热闪蒸塔底线路56中的闪蒸热分离加氢处理料流。热分离加氢处理料流可以比冷分离加氢处理料流热至少25℃，优选至少50℃。

可以将一方面可以是冷闪蒸塔底线路64中的闪蒸冷分离加氢处理料流的冷分离加氢处理料流加热并在可以在该塔的上半部中的入口供入冷汽提塔72。包含加氢处理流出线路32中的加氢处理流出料流的至少一部分的冷加氢处理料流可以在冷汽提塔72中用来自冷汽提介质线路74的冷汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提以提供塔顶线路76中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷汽提塔顶料流和源自分离段14的冷汽提塔塔底线路78中的液体加氢处理料流。冷汽提塔顶料流可以在接收器80中冷凝和分离。来自接收器80的汽提塔净塔顶线路82输送汽提排气料流以进一步处理和可能用作燃料气体。来自接收器80底部的未稳定液体石脑油可以分成回流到冷汽提塔72顶部的回流部分和冷凝汽提塔顶料流(其可以在冷凝汽提塔塔顶线路84中送往石脑油回收)。可以从塔顶接收器80的储槽(boot)中收集含硫水料流(sour water stream)。

冷汽提塔72可以在149℃(300℉)至288℃(550℉)，优选260℃(500℉)的塔底温度和0.35MPa(表压)(50psig)，优选0.70MPa(表压)(100psig)，至2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力下运行。塔顶接收器80中的温度为38℃(100℉)至66℃(150℉)，压力与冷汽提塔72的塔顶压力基本相同。

冷汽提塔塔底线路78中的冷液体加氢处理料流可以主要包含石脑油和煤油沸程材料。因此，冷汽提塔塔底线路78中的冷液体料流可以加热并供入产物分馏塔100。产物分馏塔100可以与冷汽提塔72的冷汽提塔底线路78和汽提塔70下游连通。在一个方面中，产物分馏塔100可包含多于一个分馏塔。产物分馏塔100可以与热分离器34、冷分离器40、热闪蒸罐52和冷闪蒸罐60之一、一些或所有下游连通。

可以将一方面可以是热闪蒸塔底线路56中的闪蒸热分离加氢处理料流的热分离加氢处理料流在其顶部附近供入热汽提塔86。闪蒸热分离加氢处理料流可以在热汽提塔86中用来自线路88的热汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提以提供热汽提塔塔顶线路90中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的热汽提塔顶料流和源自分离段14的热汽提塔塔底线路92中的热液体加氢处理料流。可以将塔顶线路90冷凝，并将一部分回流至热汽提塔86。但是，在附图的实施方案中，来自热汽提塔86的顶部的热汽提塔塔顶线路90中的热汽提塔顶料流可以一方面直接供入冷汽提塔72而不首先冷凝或回流。冷闪蒸塔底线路64中的冷加氢处理流出料流的入口可以在比塔顶线路90的入口高的高度。热汽提塔86可以在160℃(320℉)至360℃(680℉)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。

可以将热汽提塔底线路92中的热液体加氢处理料流的至少一部分加热并供入产物分馏塔100。因此，产物分馏塔100可以与热汽提塔86的热汽提塔底线路92下游连通。线路92中的热液体加氢处理料流可以在比线路78中的冷液体加氢处理料流热的温度下。在一个方面中，可以将热液体加氢处理料流加热并供入初馏分离器94以分离成初馏塔顶线路96中的汽化热加氢处理料流和初馏塔底线路98中的初馏热液体加氢处理料流。初馏热液体加氢处理料流可以在分馏炉中加热并在初馏塔底线路98中在初馏塔顶线路96将汽化热液体加氢处理料流供入产物分馏塔100的高度下方的高度供入产物分馏塔100。

产物分馏塔100可以与冷汽提塔72和热汽提塔86下游连通并可包含多于一个分馏塔以将汽提过的料流分离成产物料流。产物分馏塔100可以用来自线路102的惰性汽提介质料流(如蒸汽)汽提冷液体加氢处理料流和热液体加氢处理料流以提供几个产物料流。来自产物分馏塔100的产物料流可包括净塔顶线路104中的包含石脑油的净分馏塔顶料流、来自侧取出口的线路106中的任选重石脑油料流、来自侧取出口的线路108中的煤油料流和来自侧取出口的线路110中的柴油料流。未转化油料流可以在塔底线路112中提供，其可再循环至加氢处理反应器30。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分馏塔100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114中的分馏塔顶料流冷凝并在接收器116中分离，将一部分冷凝液体回流回分馏塔100。线路104中的净分馏塔顶料流可以在加氢脱硫反应器120中进一步加工。产物分馏塔100可以在260℃(500℉)至385℃(725℉)，优选不大于350℃(650℉)的塔底温度和在7kPa(表压)(1psig)至103kPa(表压)(15psig)的塔顶压力下运行。可以将塔底线路112中的一部分未转化油料流再沸并送回产物分馏塔100，以代替在线路102中加入惰性汽提介质料流(如蒸汽)以向分馏塔100供热。

净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流中的石脑油含有太多硫以致无法供入异构化单元或供入催化重整单元，因为其会使这些单元中的催化剂快速失活。我们建议在后处理加氢脱硫反应器120中将净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流脱硫。

另外，在冷凝汽提塔塔顶线路84中传送的冷凝汽提塔塔顶料流中的石脑油含有太多硫以致无法供入异构化单元或供入重整单元，因为其会使这些单元中的催化剂快速失活。我们也建议在后处理加氢脱硫反应器120中将冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流脱硫。

我们还已经发现，冷闪蒸塔顶线路62中的闪蒸冷气体料流具有足够的氢气以供应后处理加氢脱硫反应器120中的加氢脱硫反应的氢气需求。闪蒸冷气体料流60至90摩尔％，合适地65至85摩尔％，优选70至80摩尔％氢纯度。1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)，优选3.0MPa(表压)(435psig)至3.4MPa(表压)(500psig)的闪蒸冷气体料流压力足以进行石脑油的加氢脱硫而不需要用于新鲜补充气体或用于再循环气体的压缩机。后处理加氢脱硫反应器120可以用一次性提供的氢气运行，而没有氢气料流的再循环。相应地，后处理加氢脱硫反应器120可以与冷闪蒸罐60的冷闪蒸塔顶线路62下游连通。

净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流可以独自在后处理加氢脱硫反应器120中脱硫，因此后处理加氢脱硫反应器120可以与产物分馏塔100下游连通。特别地，后处理加氢脱硫反应器120可以与所述产物分馏塔的净塔顶线路104下游连通。此外，冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流可以独自在后处理加氢脱硫反应器120中脱硫，因此后处理加氢脱硫反应器120可以与汽提塔70的冷凝汽提塔塔顶线路84下游连通。在一个实施方案中，冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流和净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流可以一起在后处理加氢脱硫反应器120中脱硫。以冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流和净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流一起脱硫描述石脑油的后处理脱硫，要理解的是，这些石脑油料流也可以各自独自脱硫。可以将冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流和净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流混合在一起并在脱硫进料线路122中传输。

可以将氢气料流，如冷闪蒸塔顶线路62中的闪蒸冷气体料流添加到冷凝汽提塔塔顶线路84中的冷凝汽提塔塔顶料流和/或净塔顶线路104中的净分馏塔顶料流中并在加氢脱硫进料线路124中传送至后处理反应器120。冷闪蒸塔顶线路62中的闪蒸冷气体料流可以提供用于将来自冷凝汽提塔塔顶线路84的冷凝汽提塔塔顶料流和/或来自净塔顶线路104的净分馏塔顶料流加氢脱硫的所有氢气需求。石脑油的加氢脱硫通常以加热来自冷凝汽提塔塔顶线路84的冷凝汽提塔塔顶料流和/或来自净塔顶线路104的净分馏塔顶料流开始。在预热之前、期间或之后可以使冷凝汽提塔塔顶料流和/或净分馏塔顶料流与氢气料流，如闪蒸冷气体料流接触。也可以将氢气料流，如闪蒸冷气体料流直接添加到加氢脱硫反应器120中。来自冷凝汽提塔塔顶线路84的冷凝汽提塔塔顶料流和/或来自净塔顶线路104的净分馏塔顶料流在加氢脱硫进料线路124中可以与加氢脱硫流出物线路128中的加氢脱硫流出料流和可能与另一料流热交换以实现加氢脱硫反应温度并供入加氢脱硫后处理反应器120。

来自冷凝汽提塔塔顶线路84的冷凝汽提塔塔顶料流和/或来自净塔顶线路104的净分馏塔顶料流在加氢脱硫进料线路124中可以供入后处理加氢脱硫反应器120以通过用氢气加氢脱硫而将石脑油中的有机硫进一步转化成硫化氢。加氢脱硫进料线路124中的有机氮也在后处理加氢脱硫反应器120中转化成氨。该后处理加氢脱硫反应器可包含一个或多个加氢脱硫催化剂床126。该加氢脱硫催化剂可具有包含无机氧化物如氧化铝的载体并可以在该载体上沉积催化脱硫金属，包括2至20重量％如上文解释的第VI族或第VIII族金属，如钴、镍、钼和/或钨。US 7,629,289的层状球体催化剂可以是合适的加氢脱硫催化剂。

加氢脱硫条件优选包括240℃(400℉)至399℃(750℉)的温度和790kPa(100psig)至3.5Mpa(500psig)的压力。为了最佳结果，氢气料流纯度优选为至少65体积％氢，更优选至少75体积％氢。在加氢脱硫流出物线路128中的加氢脱硫流出料流中提供脱硫石脑油。

加氢脱硫流出物线路128中的加氢脱硫流出料流可以与加氢脱硫进料线路124中的冷凝汽提塔塔顶料流和/或净分馏塔顶料流热交换以冷凝一部分加氢脱硫流出料流。可以将该加氢脱硫流出料流供入加氢脱硫分离器130以提供加氢脱硫塔顶线路132中的气态加氢脱硫料流和加氢脱硫塔底线路134中的液体加氢脱硫料流。加氢脱硫分离器130可以在38℃(100℉)至66℃(150℉)，合适地46℃(115℉)至145℉(63℃)和考虑到经过中间设备的压降，略低于加氢脱硫反应器120的压力下运行以使氢气和轻质气体保持在气态加氢脱硫料流中并使通常液态烃保持在液体加氢脱硫料流中。

液体加氢脱硫料流可以在稳定化分馏塔140中加热和分馏以提供加氢脱硫石脑油料流。稳定化分馏塔140可以与后处理加氢脱硫反应器120下游连通。在一个方面中，在冷凝和冷凝塔顶液体回流后在净塔顶线路142中回收包含C2-、C3-或C4-烃和轻质气体的净塔顶料流。稳定化塔140在稳定化塔底线路144中提供具有小于0.5wppm硫的包含C3+、C4+或C5+烃的加氢脱硫石脑油料流。可以将稳定化塔底线路144中的一部分加氢脱硫石脑油料流再沸并送回稳定化分馏塔140以向该塔供热。可以考虑在稳定化分馏塔下游或上游提供其它分馏塔以提供其它轻质烃的回收。可以将稳定化塔底线路144中的加氢脱硫石脑油料流送往石脑油分流器(naphtha splitter)以将用于异构化的轻质石脑油与用于重整的重质石脑油分流。稳定化分馏塔140可以在160℃(320℉)至220℃(430℉)的塔底温度和0.8MPa(表压)(120psig)至2MPa(表压)(300psig)的塔顶压力下运行。

气态加氢脱硫料流可包含大量氢气，其仍可回收。相应地，加氢脱硫塔顶线路132中的气态加氢脱硫料流可以在加氢脱硫洗涤塔150中通过与洗涤溶液接触洗涤。优选的洗涤溶液包括贫胺，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。在洗涤塔顶部从线路152供入的贫胺对流接触气态加氢脱硫料流并吸收酸性气体污染物，如硫化氢和二氧化碳。在加氢脱硫洗涤塔塔顶线路154中从加氢脱硫洗涤塔的塔顶出口取出所得“脱硫(sweetened)”的吸收的加氢脱硫料流，并在洗涤塔塔底线路156中从加氢脱硫洗涤塔的塔底出口取出富胺。该富胺可进行再生以除去硫化氢以供加工成元素硫。加氢脱硫洗涤塔150可以在30℃(86°F)至66℃(150℉)的气体入口温度和1.2MPa(表压)(175psig)至3.2MPa(表压)(465psig)的塔顶压力下运行。

可以将加氢脱硫洗涤塔塔顶线路154中的吸收的加氢脱硫料流供入氢气回收单元160，其可包含变压吸附(PSA)单元162以从加氢脱硫塔顶线路154中的吸收的加氢脱硫料流中的氢气中吸附杂质。氢气回收单元160也可包含膜单元。在PSA单元160中，从吸收的加氢脱硫料流中的氢气中吸附杂质以提供尾气线路164中的尾气料流和产物线路166中的净化氢气料流。该变压吸附法将加氢脱硫洗涤塔塔顶线路154中的氢气与较大分子分离。较大分子在高吸附压力下吸附在吸附剂上，同时允许较小的氢气分子经过。将压力降低到较低解吸压力以解吸吸附的较大分子。通常希望在多床系统，如US 3,430,418中描述的那些中使用PSA工艺，其中使用至少四个吸附床。该PSA工艺在此类系统中在循环基础上使用加工序列进行。与加氢脱硫洗涤塔塔顶线路154中的吸收的加氢脱硫料流中相比，产物线路166中的净化氢气线路具有降低的硫化氢、氨、胺和烃浓度和更高的氢气纯度。PSA单元162可以与加氢脱硫洗涤塔塔顶线路154直接下游连通。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将石脑油脱硫的方法，其包含在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出料流；分离所述加氢处理流出料流；分馏来自所述分离步骤的液体加氢处理料流；用氢气将来自所述分馏步骤的分馏塔顶料流加氢脱硫；和分馏来自所述加氢脱硫步骤的加氢脱硫料流以提供加氢脱硫石脑油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中分离所述加氢处理流出料流提供分离的加氢处理料流并进一步包含汽提所述分离的加氢处理料流以提供液体加氢处理料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述汽提步骤进一步包含提供汽提塔塔顶料流和将所述汽提塔塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述汽提步骤进一步包含提供汽提塔塔顶料流、冷凝所述汽提塔塔顶料流以提供冷凝汽提塔塔顶料流和将所述冷凝汽提塔塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含用所述冷凝汽提塔塔顶料流将所述分馏塔顶料流加氢脱硫以提供加氢脱硫料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤提供气体加氢处理料流，其向所述加氢脱硫步骤供氢。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤进一步包含在热分离器中分离所述加氢处理流出料流以提供热气体料流和热液体料流；在冷分离器中分离所述热气体料流以提供冷气体料流和冷液体料流和/或在热闪蒸罐中分离所述热液体料流以提供闪蒸热气体料流和闪蒸热液体料流；和在冷闪蒸罐中分离所述闪蒸热气体料流和/或所述冷液体料流以提供闪蒸冷气体料流，其是气体加氢处理料流，和闪蒸冷液体料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含汽提所述闪蒸冷液体料流和/或所述闪蒸热液体料流以提供液体加氢处理料流和任选另一液体加氢处理料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分离加氢脱硫流出料流以提供气态加氢脱硫料流和液体加氢脱硫料流，和分馏所述液体加氢脱硫料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含从所述气态加氢脱硫料流中吸收酸性气体以提供吸收的加氢脱硫料流和从所述吸收的加氢脱硫料流中的氢气中吸附杂质。

本发明的第二实施方案是一种将石脑油脱硫的方法，其包含在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出料流；分离所述加氢处理流出料流以提供气体加氢处理料流和液体加氢处理料流；汽提所述液体加氢处理料流以提供汽提的液体加氢处理料流；分馏所述汽提的液体加氢处理料流以提供分馏塔顶料流；和用来自所述气体加氢处理料流的氢气将分馏的塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述汽提步骤进一步包含提供汽提塔塔顶料流、冷凝所述汽提塔塔顶料流以提供冷凝汽提塔塔顶料流和将所述冷凝汽提塔塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含用所述冷凝汽提塔塔顶料流将所述分馏塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤进一步包含在热分离器中分离所述加氢处理流出料流以提供热气体料流和热液体料流；在冷分离器中分离所述热气体料流以提供冷气体料流和冷液体料流和/或在热闪蒸罐中分离所述热液体料流以提供闪蒸热气体料流和闪蒸热液体料流；在冷闪蒸罐中分离所述闪蒸热气体料流和/或所述冷液体料流以提供闪蒸冷气体料流，其是气体加氢处理料流，和闪蒸冷液体料流；和所述液体加氢处理料流是闪蒸冷液体料流和闪蒸热液体料流之一。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏来自所述加氢脱硫步骤的加氢脱硫料流以提供加氢脱硫石脑油料流。

本发明的第三实施方案是一种用于将石脑油脱硫的装置，其包含加氢处理反应器；与所述加氢处理反应器下游连通的分离器；与所述分离器下游连通的产物分馏塔；与所述产物分馏塔下游连通的后处理加氢脱硫反应器；和与所述后处理加氢脱硫反应器下游连通的稳定化分馏塔。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述分离器的塔顶线路下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含与所述分离器的塔底线路下游连通的汽提塔且所述产物分馏塔与所述汽提塔下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述汽提塔的塔顶线路和所述产物分馏塔下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述产物分馏塔的塔顶线路下游连通。

本发明的第四实施方案是一种将石脑油脱硫的方法，其包含在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出料流；分离所述加氢处理流出料流以提供分离的液体加氢处理料流；汽提所述分离的加氢处理料流以提供汽提的液体加氢处理料流；和用氢气将来自所述汽提步骤的汽提塔塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述汽提步骤进一步包含提供汽提塔塔顶料流、冷凝所述汽提塔塔顶料流以提供冷凝汽提塔塔顶料流并且所述汽提塔塔顶料流是冷凝的汽提塔塔顶料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏来自所述加氢脱硫步骤的加氢脱硫料流以提供加氢脱硫石脑油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏所述汽提的液体加氢处理料流以提供分馏塔顶料流和将所述分馏塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含用所述冷凝汽提塔塔顶料流将所述分馏塔顶料流加氢脱硫以提供加氢脱硫料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤提供气体加氢处理料流，其向所述加氢脱硫步骤供氢。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤进一步包含在热分离器中分离所述加氢处理流出料流以提供热气体料流和热液体料流；在冷分离器中分离所述热气体料流以提供冷气体料流和冷液体料流和/或在热闪蒸罐中分离所述热液体料流以提供闪蒸热气体料流和闪蒸热液体料流；和在冷闪蒸罐中分离所述闪蒸热气体料流和/或所述冷液体料流以提供闪蒸冷气体料流，其是气体加氢处理料流，和包含所述液体分离加氢处理料流的闪蒸冷液体料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中汽提所述闪蒸热液体料流提供另一汽提的液体加氢处理料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分离所述加氢脱硫料流以提供气态加氢脱硫料流和液体加氢脱硫料流，且所述加氢脱硫料流是液体加氢脱硫料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第四实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含从所述气态加氢脱硫料流中吸收酸性气体以提供吸收的加氢脱硫料流和从所述吸收的加氢脱硫料流中的氢气中吸附杂质。

本发明的第五实施方案是一种将石脑油脱硫的方法，其包含在加氢处理反应器中加氢处理烃进料流以提供加氢处理流出料流；分离所述加氢处理流出料流以提供气体分离加氢处理料流和液体分离加氢处理料流；汽提所述分离的液体加氢处理料流以提供汽提的液体加氢处理料流；和用来自所述气体加氢处理料流的氢气将来自所述汽提步骤的汽提塔塔顶料流加氢脱硫。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第五实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述汽提步骤进一步包含提供汽提塔塔顶料流、冷凝所述汽提塔塔顶料流以提供冷凝汽提塔塔顶料流并且所述汽提塔塔顶料流是冷凝的汽提塔塔顶料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第五实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏来自所述加氢脱硫步骤的加氢脱硫料流以提供加氢脱硫石脑油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第五实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含分馏所述汽提的液体加氢处理料流以提供分馏塔顶料流和用所述冷凝汽提塔塔顶料流将所述分馏塔顶料流加氢脱硫以提供加氢脱硫料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第五实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述分离步骤进一步包含在热分离器中分离所述加氢处理流出料流以提供热气体料流和热液体料流；在冷分离器中分离所述热气体料流以提供冷气体料流和冷液体料流和/或在热闪蒸罐中分离所述热液体料流以提供闪蒸热气体料流和闪蒸热液体料流；和在冷闪蒸罐中分离所述闪蒸热气体料流和/或所述冷液体料流以提供闪蒸冷气体料流，其是气体加氢处理料流，和包含所述液体分离加氢处理料流的闪蒸冷液体料流。

本发明的第六实施方案是一种用于将石脑油脱硫的装置，其包含加氢处理反应器；与所述加氢处理反应器下游连通的分离器；与所述分离器的塔底线路下游连通的汽提塔；和与所述汽提塔下游连通的后处理加氢脱硫反应器、与所述后处理加氢脱硫反应器下游连通的稳定化分馏塔。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第六实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述分离器的塔顶线路下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第六实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含与所述汽提塔下游连通的产物分馏塔且所述后处理加氢脱硫反应器与所述产物分馏塔下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第六实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述汽提塔的塔顶线路下游连通。本发明的一个实施方案是从这一段中的所述第六实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述后处理加氢脱硫反应器与所述产物分馏塔的塔顶线路下游连通。

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。