CN109863231A - 用于重油产品的加氢转化的设备和工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于重油产品(新鲜的负载)的加氢转化的设备。所述设备包括：浆料鼓泡塔加氢转化反应器，其包括进料管线、用于氢化流的入口管线和用于反应流出物穿过出口喷嘴的出口，新鲜的负载和再循环的浆料相在进料管线中传送；在高压和高温的汽提塔，该汽提塔被放置在反应器的下游，并且通过反应流出物在其中流动的管道被直接连接至反应器头部；所述塔具有用于汽提气体的入口管线、用于反应器流出物的入口、用于蒸汽的头部出口和用于浆料相的出口；用于使离开汽提塔的浆料再循环的管线和装置；用于取出排放物流的管线和装置，其具有防止固体在反应器中积聚的功能。汽提塔的特征在于它包括一个或更多个允许在不同相之间产生物理接触的接触装置。

Description

用于重油产品的加氢转化的设备和工艺
描述
本发明涉及用于重油产品的加氢转化的设备和工艺。
所述设备适用于其中需要开采重油产品的所有工业环境，例如炼油厂。
在本专利申请中，重油产品指的是原油、重质原油、来自沥青砂的沥青、蒸馏残余物、重质蒸馏馏分、来自脱沥青的残余物、合成油、来自费托工艺(Fischer Tropschprocess)的产品、植物油、来自焦炭和油页岩的油、通过边角料、聚合物、生物质的热分解获得的油。
在本专利申请中，浆料相意指液体和固体的混合物。
在本专利申请中，两相流体意指包含气相和浆料相的流体。
在本专利申请中，本文本中包括的所有操作条件必须被认为是优选的条件，即使这没有被具体地陈述。
为了本文本的目的，术语“包含(comprise)”或“包括(include)”还包含术语“由...组成(consist in)”或“基本上由...组成(essentially consisting of)”。
为了本文本的目的，除非另外指定，否则区间的定义总是包括极值。
重油产品的加氢转化可以通过采用不同的工艺流程图来进行。该技术的核心是加氢转化反应器，加氢转化反应器可以是固定床型、沸腾床型或浆料型。在浆料反应器中，催化剂被分散在反应装置中并且被均匀地分布在反应器自身内。
用于重油产品的可能的加氢转化工艺配置包括Eni浆料技术、Eni的性质和已知的首字母缩略词EST。此配置设想加氢转化反应器，所述加氢转化反应器装载有具有例如待被完全分散在反应装置中的尺寸的基于钼的催化剂，以便能够在浆料相中操作，这产生两相头部流出物，所述两相头部流出物随后被送至高压和高温(HP/HT)相分离器。
在HP/HT分离器的出口处的气相被送至用于通过冷凝回收石脑油、常压瓦斯油(AGO)、真空瓦斯油(VGO)和包含C1-C4气体的脱硫的富氢流的区段，除了用于防止C1-C4气体的积聚而取出的部分之外，其还被再循环至反应器。在HP/HT分离器出口处的底部流在浆料相中，在所述浆料相中，固体级分还包含催化剂。此浆料流被送至一系列处于减小的压力和温度的容器-例如中压分离器、常压塔和真空塔，目的是从较重的产品中分离VGO。在后者中-包含未转化的负载连同催化剂和在反应期间形成的固体-一部分产生再循环至反应器的部分，而其余部分作为排放物流从工艺中被除去。
EST工艺的反应产物还可以排他性地在气相中获得，如在EST气相流出(EST-VPO)工艺中发生，所述EST气相流出工艺根据该技术的进展性开发在多个专利申请中被描述。在下文中，本申请人提供了应用EST-VPO技术的专利申请的概述。
WO 2008/141830描述了用于重油的加氢转化的工艺，其中反应在鼓泡塔型的固体积聚反应器中进行，所述固体积聚反应器能够积聚至少50kg/m3，用氢气或氢气和硫酸的混合物进料，其中氢气具有相对于负载的按重量计至少0.3的比率。对于每一m3的反应装置，被用作催化剂的钼的浓度是至少5kg。
WO 2008/141831描述了用于重油的加氢转化的***，所述***包括固体积聚反应器和反应器外部或内部的汽提区段。当汽提区段在内部时，反应器可以被完全地或部分地填充，并且汽提区段可以被定位在反应器的上部部分中或被定位在反应器内部的管道的下游。当汽提区段在外部时，完全填充的反应器提供液相至反应器自身的强制的再循环回路。此外，可能的是，反应器的下游存在液体-蒸汽分离器。
WO 2016/103199描述了用于重油的加氢转化的***，所述***包括反应器、液体-蒸汽分离器和反应器外部的转化产物的汽提区段。汽提气体通过汽提气体流入管道被直接引入到反应流出物中，所述汽提气体流入管道被定位在反应器头部和液体-蒸汽分离器之间的连接管道的一点(point)中，所述连接管道至少从流入点开始以在相对于水平平面的2％和20％之间的斜率向上倾斜。汽提气体流入管道相对于反应器头部和液体-蒸汽分离器之间的连接管道的轴线倾斜包括在20°和65°之间的角度。被引入到反应器头部和分离器之间的连接管道中的气态汽提流的流动具有向下的方向。在汽提之后，流出物被送至HP/HT相分离器，用于分离被再循环至反应器的包含少量固体(在反应期间形成的那些固体和分散的催化剂)的液相和包含反应产物的气相。
通过采用EST-VPO工艺流程图，可以防止使用可以造成在反应器外部形成焦炭的低压区段。然而，这意味着设备容量(plant capacity)的减小。
在存在催化剂的情况下并且在不存在氢气的情况下，在比反应器压力低的压力，已经实验地发现，导致产生氢气和焦炭的脱氢反应可以发生。高温、低压和在容器中的液体滞留物(liquid hold-ups)中的高停留时间可以造成在反应器外部具有与反应器内相同数量级的固体的形成。此外，如果在设计阶段期间没有通过真空单元的合适尺寸来设想，那么在真空塔的底部中形成氢气可以对塔的分馏容量(fractionation capacity)具有显著影响。
通过采用EST-VPO工艺流程图，根据所述EST-VPO工艺流程图，反应产物仅在气相中获得，在HP/HT分离之后，浆料相被限制于H2部分高压区，这消除了与脱氢和反应器外部的固体产物的形成有关的所有问题。然而，作为此优点的回报，在相同的反应温度，直接从HP/HT分离器再循环的EST-VPO设备的容量显著地低于用真空塔再循环的EST设备的容量。负载损失可以通过增加反应温度来补偿，即使这意味着在反应器中的固体的形成的增加。
为了解决这些技术问题，本申请人已经发现，通过用合适的高压和高温汽提塔替代HP/HT分离器，可以根据EST-VPO配置增加重油产品的加氢转化设备的转化容量。
因此，本专利申请涉及用于重油产品的加氢转化的设备，所述重油产品构成新鲜的负载，所述设备包括：
-浆料鼓泡塔加氢转化反应器，所述浆料鼓泡塔加氢转化反应器包括进料管线、用于氢化流的入口管线和用于反应流出物的出口，所述新鲜的负载和再循环的浆料相在进料管线中传送；
-在高压和高温的汽提塔，所述汽提塔被放置在反应器的下游，并且通过反应流出物在其中流动的管道被直接连接至反应器头部；所述塔具有用于汽提气体的入口管线、用于反应器流出物的入口、用于蒸汽的塔头部出口和用于浆料相的塔底部出口；
-用于使离开汽提塔的浆料再循环的管线和装置；
-用于取出排放物流的管线和装置，其具有防止固体在反应器中积聚的功能；
所述汽提塔的特征在于它包括一个或更多个允许在不同相之间产生物理接触的接触装置。
因此，本专利申请还涉及用于重油产品的加氢转化的工艺，所述重油产品构成新鲜的负载，所述工艺包括以下步骤：
-在至少一个加氢转化反应器中，在合适的氢化催化剂的存在下，使进料与氢化气体反应，从而产生两相流出物，所述进料包括新鲜的进料和再循环的浆料；
-随后，将所述反应流出物直接送至在高压和高温的汽提步骤，所述汽提步骤在反应压力操作，除了沿着反应流出物在其中流动的管线的负载损失；将具有与被进料至反应器的气体相同组成的流作为汽提气体进料；以及因此产生在气相中的流以及在包含重质组分和固体产物的浆料相中的流；
-将在汽提步骤中分离的浆料连续地再循环至加氢转化反应器，以及
-连续地取出排放物流。
在HP/HT汽提器的存在下，采用EST-VPO工艺流程图相对于传统的EST图的优点包括对于回收反应产物另外必要的低压区段的去除，所述低压区段在催化剂的存在下并且在不存在氢气的情况下工作，并且可以导致在反应器外部形成焦炭。
低压区段典型地是常压蒸馏塔和/或真空蒸馏塔或在不同且减小的压力的分离器的序列。
如实验地发现的，在低压区段中，并且特别是在真空区段中，导致氢气和焦炭的产生的脱氢反应可以发生。
高温、低压和在容器中的液体滞留物中的高停留时间可以造成在反应器外部与反应器内固体的形成相同数量级的固体的形成。此外，在真空蒸馏塔的底部中形成氢气可以对塔的分馏容量具有显著的影响。
通过采用EST-VPO工艺流程图，该工艺流程图允许反应产物仅在气相中获得，在HP/HT汽提器中分离之后，浆料相被限制于H2部分高压力区，这消除了与脱氢和反应器外部的固体产物的形成有关的所有问题。
如将在下文中展示的，通过所描述和要求保护的设备和工艺，通过采用HP/HT汽提器而不是HP/HT分离器，发现更大的效力，因为被包含在反应流出物的液体级分中的较轻产物在气相中从汽提气体中被汽提，这产生促进气相在较重产物中富集的新的液体-蒸汽平衡。通过使用在反应塔的近似地温度和压力工作的HP/HT分离器，在离开反应器头部的流的L/V平衡的相同组成下，仅在液体和气相之间存在分离。
本发明的另外的目的和优点将从以下描述和附图变得更清楚，所述描述和附图仅通过非限制性说明的方式给出。
图1图示出了所描述和要求保护的加氢转化设备的优选的实施方案，其中(A)是加氢转化反应器，(B)是汽提塔，(4)是氢化流-优选地包含氢气、甲烷、乙烷、丙烷和丁烷的混合物-，(1)是重油产品的新鲜的负载，(5)是两相反应流出物，(6)是汽提气体，(8)是包含轻质加氢转化产品的气相中的流，(7)是包含重质产品和固体的浆料相中的流，(3)是排放物流，(2)是再循环至反应器的部分。
图2图示出了根据现有技术的加氢转化设备的模拟模型，其中(A)是加氢转化反应器，(S)是分离器，(1)是重油产品的新鲜的负载，(4)是氢化流-优选地包含氢气、甲烷、乙烷、丙烷和丁烷的混合物-，(5)是两相反应流出物，(10)是分离的浆料相，(9)是分离的气相，(3)是排放物(drain)，(2)是再循环至反应器的浆料相的部分。
图3再现了根据图1的加氢转化设备的模拟模型，其中汽提塔通过分离区(S)和汽提区(E)来描绘。
在图3中，(A)是加氢转化反应器，(S)是其中发生反应流出物的液体-蒸汽分离的区域，(E)是其中分离的浆料相(10)与汽提气体(6)接触的汽提区，产生富含挥发性组分的气态流(11)和包含提取物的浆料流(7)。在图3中，(1)是重油产品的新鲜的负载，(4)是氢化负载-优选地包含氢气、甲烷、乙烷、丙烷和丁烷的混合物-，(9)是通过HP/HT分离器分离的气相，(8)是包含通过结合在来自分离器(S)的出口处的气流(vapor stream)(9)和在来自汽提区(E)的出口处的气流(11)获得的反应产物的气相，(3)是排放物，(2)是再循环至反应器的浆料流的部分。
详述
现在参考图1详细地描述本发明。
由重油产品(1)和氢化流(4)代表的新鲜的负载通过两个单独的入口被进料至浆料鼓泡加氢转化反应器(A)。
氢化流可以优选地是氢气，或气相中的氢气和轻质烃的混合物；更优选地氢气、甲烷、乙烷、丙烷和丁烷的混合物。两相反应流出物(5)被直接送至高压和高温汽提塔(B)，所述高压和高温汽提塔(B)被定位在反应器的下游并且通过所述流出物在其中流动的管道被直接连接至反应器头部。
沿着所述管道，不存在液体-蒸汽分离装置或液体-蒸汽-固体分离装置。
将反应头部连接至汽提塔的管道包括被连接至定位在反应器头部上的出口的竖直部分以及被连接至汽提塔的入口的部分。
被连接至汽提塔的入口的部分以相对于正交于反应器轴线和汽提塔轴线的水平平面计算的包括在2％和10％之间，优选地在4％和7％之间的倾斜率(inclination)向下倾斜。
管道的倾斜部分可以被设计成使得倾斜部分的长度和管道的内径之间的比率是至少等于20。此比率确保管道中的稳定流动状态(stationary flow regime)的建立。
管道的倾斜确保分层运动的建立，其中浆料相在管道的下部部分中流动，而不产生波动(wave motion)，相反，对于向上倾斜的管道，将发生波动，例如在WO 2016/103199中描述的那样。
在WO 2016/103199中描述的管道的实施方案中，波动是必要的，以便确保被引入到管线中的二次气体(secondary gas)的汽提效果。以这种方式，保证达到新的液体-蒸汽平衡的可能性。在本发明中，在所述管道中，将产生极其规则的运动，使得在汽提塔的入口之前，已经进行相之间的分离，这还最小化进入塔的流量。在来自反应器的相同流出物流量的情况下，相对于向上倾斜的管线的情况，向下倾斜减少管线中的浆料的滞留，并且显著地增加其速度。此外，向下倾斜的管线还减少或消除由浆料输送的固体的任何沉积问题。
除了沿着反应流出物在其中流动的管线的任何负载损失，汽提塔在反应器压力操作。
浆料相中的氢化催化剂可以优选地基于硫化钼或硫化钨(molybdenum ortungsten sulfide)。
加氢转化反应优选地在包括在400℃和450℃之间的温度和包括在100大气压和200大气压之间的压力进行。
更优选地，加氢转化反应优选地在包括在420℃和440℃之间的温度和包括在140大气压和180大气压之间的压力进行。
高压和高温汽提优选地在与反应器相同的压力条件下进行，除了任何负载损失。
汽提气体(6)通过被定位在塔中积聚的液体的水平上方的入口管线被进料至汽提塔。汽提气体是具有与在反应期间进料的氢化气体流相同组成的流。汽提气体流朝向塔的头部流动，遇到反应流出物的液体组分，相反地，反应流出物的液体组分朝向塔的底部流动。已经在反应流出物中存在的蒸汽、从反应流出物中存在的液体中汽提的挥发性组分和汽提气体在汽提塔头部积聚，从而形成离开塔头部的轻质产品的流。
在汽提塔中，存在一个或更多个允许在不同相之间产生物理接触的接触装置。在这些接触装置中，汽提气体与反应流出物的液相接触，由此能够将轻质组分与重质组分分离。
如所提及的，汽提塔包括一个或更多个接触装置，优选地从2个至6个接触装置，所述接触装置可以是不同类型，考虑到待被达到的目的是在爬上塔的汽提气体和同时还拖动固体颗粒的液体之间产生有效接触。为了防止任何变脏现象(dirtying phenomena)，优选的是，使用选自棚甲板(shed deck)、圆盘和环形托盘(donut tray)和侧对侧托盘(side toside tray)的接触装置。
存在接触装置的不同配置，其目的是产生至少一种理论平衡阶段。通过将接触装置的数目增加超过某个值，汽提效率减小，直到达到平台(plateau)。确定的最佳配置设想使用至少一个平衡阶段来富集较重化合物的气相，其与获得的产品的质量相容。
在取出排放物流(3)之后，包含较少挥发性组分并离开汽提塔的液体流(7)通过合适的管道被再循环至加氢转化反应器。
这样的再循环可以通过利用流之间的密度差异以自然的方式进行，或者通过使用适于处理液体-固体混合物的合适的泵以强制的方式进行。
排放物具有基本功能，因为它防止固体在加氢转化反应器中的积聚。
相反地，在专利申请US 2015/0210940和WO 2008/141830中，描述了固体积聚反应器，其中由负载产生或衍生的固体被积聚到非常高的水平。在固体积聚反应器中，保持固体恒定地在反应器中是基本的，因为以这种方式，可以防止催化剂的失活、热脱氢和焦炭的形成。
相反地，在本专利申请中描述和要求保护的设备的加氢转化反应器决不能是固体积聚反应器，并且因此在其内部，并且准确地在底部，固相不必须积聚。为此目的，有必要从再循环流至反应器或直接从反应器连续地取出排放物流。在前者情况下，取出管线和装置位于再循环管线上，而在后者情况下，所述管线和装置被直接地连接至加氢转化反应器。
当从再循环流中取出时，可以调节排放物流量，以便具有在从3％至15％的范围内，优选地从6％至12％的范围内的再循环流和排放物流中的四氢呋喃不溶性固体(所述不溶性固体被指示为THF-i)的按重量计的百分比。
优选地，所描述和要求保护的工艺使用根据本专利申请的加氢转化设备来进行。
主要的加氢转化产品是H2S、NH3、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、常压瓦斯油和真空瓦斯油。加氢转化伴随有负载的脱金属：钒、镍和铁的硫化物作为浆料相中的固体被添加至为工艺催化剂的硫化钼。还观察到相对于固体碳中间相的主要产物的较少形成，所述固体碳中间相构成四氢呋喃不溶性固体THF-i的大部分，所述四氢呋喃不溶性固体THF-i被包含在来自反应器的出口处的流中。
随后，所述流被送至汽提塔，在所述汽提塔中，气相离开头部，并且具有重质较少挥发性组分的浆料流离开底部，除了排放物流(3)之外，所述流被再循环至加氢转化反应器(2)。这样的再循环通过自然再循环或通过使用泵来进行，如图1中突出显示的。再循环的浆料与新鲜的负载结合，并且被引入到加氢转化反应器中。
加氢转化工艺流程图，并且特别是使用在与本专利申请中描述和要求保护的设备相同的操作条件操作的高压和高温(HP/HT)分离器的EST-VPO工艺流程图，具有较低的生产能力。这是由于以下事实：在HP/HT分离器中分离的并被再循环至反应器的液相具有与离开反应器的流出物的液体组分相同的组成。
通过用高压和高温汽提塔替代反应流出物管线上的HP/HT分离器并且使用具有等于被进料至反应器的气体的组成的流作为汽提气体，蒸汽组分(其包含与反应流出物的液体组分平衡的反应产物)被立即除去，离开接触塔头部并与汽提气体结合并沿着所述塔上升，所述汽提气体将反应流出物的液相中的较轻组分一起拖动。遇到沿着汽提塔的接触装置下降的浆料流的汽提气体改变在反应器出口处达到的平衡。从液体组分中，汽提气体能够拖动较高沸点组分，在不使用汽提气体的情况下，较高沸点组分将保持在反应器出口处被捕获在液相中。然后，已经具有其除去的较轻组分的离开汽提塔的新的液相(除了小的排放部分，自然地或使用合适的取出装置)被再循环至加氢转化反应器。离开汽提塔的气相包含比在来自反应器的出口处用气相除去的组分更重的组分。所有这都导致设备的生产能力的增加，并且因此导致较高量的可加工的新鲜负载。清楚的是，在其组成方面，再循环至反应器的液体越类似于离开反应器的液体，将存在朝向轻质产物的转变越多。关于EST-VPO工艺流程图，由于气体的汽提作用，再循环至反应器的液体将具有不同的组成，并且比离开反应器自身的液体更重。因此，即使产物的组成将不同，但总体上在气相中获得的产物的量将更高。
为了更好地理解本发明并且将其付诸实践的目的，以下是本发明的某些例证性和非限制性的实施例。
比较实施例1
参考图2，考虑具有VPO布置的加氢转化浆料设备，其包括具有工业尺寸(45m高度，4.8m内径)的鼓泡塔浆料反应器，所述鼓泡塔浆料反应器通过管线(5)连接至分离器，其蒸汽(9)包含加氢转化产物，并且其浆料(10)通过相关管线(2)被再循环至反应器，经历在排放物流(3)的再循环管线上的取出。
在435℃的温度和160巴的压力操作的反应器通过管线(1)被进料有以以下组成为特征的真空残余物：
350℃-450℃馏分(cut)：按重量计3.6％
450℃-500℃馏分：按重量计4.5％
500℃-540℃馏分：按重量计11.0％
540℃+残余物：按重量计80.9％
选择排放物流量，使得在再循环流中和在排放物中四氢呋喃不溶性固体THF-i的按重量计的百分比为按重量计10％。
再循环流量被设定成100t/h，由于反应器的混合相和从分离器(10)下降的管线的浆料之间的密度差异，循环可以是自然的或通过泵强制的。
通过管线(4)进料至反应器的气体的流量包含以摩尔计88.6％的H2，其余部分主要由甲烷、乙烷、丙烷、丁烷构成，并且在此实施例中等于20t/h。
在构成基本参考情况的该布局中，进料的真空残余物的流量等于58.5t/h。此值通过从热力学观点、流体动力学观点和动力学观点开发的工艺模拟，使用来自具有浆料鼓泡反应器的工业加氢转化设备的数据来计算。
加氢转化产品分布在来自设备的出口处，如表1中报告的。
表1
H<sub>2</sub>S 2.8wt％
NH<sub>3</sub> 0.3wt％
C1-C4 10.2wt％
C5-170℃ 16.4wt％
170-350℃ 41.4wt％
350-450℃ 15.7wt％
450-500℃ 4.6wt％
500°+C 0.9wt％
排放物 7.7wt％
实施例1
相对于比较实施例1，保持反应器的几何形状、操作条件和进料的真空残余物的组成不变，并且根据本发明，用如图1中的汽提塔(B)替代分离器，真空残余物流量增加至76t/h。汽提塔以20t/h的汽提气体(管线(6))的流量进料，所述汽提气体具有与进料至反应器的气体相同的温度和组成。汽提塔被模拟为液体-蒸汽平衡阶段，其中进入的流是来自反应器的浆料和汽提气体。离开此平衡阶段的流是待被再循环至反应器的更浓的浆料和包含汽提产物的气体，所述气体与来自反应器的蒸汽结合，以构成通过管线(8)离开汽提塔(意指容器)的蒸汽。关于反应器，用RKS状态方程进行液体-蒸汽平衡计算。
使用汽提器替代分离器允许加氢转化设备的能力增加30％，意指真空残余物进料流量。
真空残余物的加氢转化产物被细分，如表2中示出的。
表2
比较实施例1 实施例1
H<sub>2</sub>S 2.8wt％ 2.8wt％
NH<sub>3</sub> 0.3wt％ 0.3wt％
C1-C4 10.2wt％ 9.8wt％
C5-170℃ 16.4wt％ 14.7wt％
170-350℃ 41.4wt％ 37.2wt％
350-450℃ 15.7wt％ 19.9wt％
450-500℃ 4.6wt％ 7.6wt％
500°+C 0.9wt％ 1.6wt％
排放物 7.7wt％ 6.1wt％
产品的略微较重的性质由容量的显著增加来补偿。
实施例2
由使用汽提器(替代简单的分离器)造成的容量的增加取决于至反应器的氢化气体进料流量和至汽提器的汽提气体进料流量之间的比率。
相对于实施例1，保持反应器的几何形状、操作条件和进料的真空残余物不变，并且作用于至汽提塔的汽提气体的流量和至反应器的加氢气体流量之间的比率，其被设定成20t/h，获得以下图表1，其中R是具有汽提器的加氢转化设备的容量和具有分离器的加氢转化设备的容量之间的比率。
图表1
可以看出，随着至汽提器的汽提气体的流量增加，来自设备的加工的负载的流量增加；已经在5t/h的汽提气体(横坐标等于0.25)的情况下，获得加工的负载的流量的10％的增加(从1到1.1排序)。汽提气体的增加的效果不是线性的，并且趋向于减小：在20t/h的汽提气体(横坐标＝1)，将负载流量增加相同的量(从1.3到1.4排序)，需要两倍量的气体：10t/h。
实施例3
被定位在浆料进料和汽提气体进料之间的汽提器内部的板必须进行至少一个理论平衡阶段：这是在实施例1和实施例2中进行的假定。使用板式汽提器的优点在于，不同于其中使汽提气体直接在浆料中鼓泡的传统的汽提器，产生多于一个理论平衡阶段的可能性。在此实施例中，存在以下优点，该优点可以在真实板的数目的合适增加的情况下通过进行两个理论平衡阶段在设备容量方面获得。相对于比较实施1，保持反应器的几何形状、操作条件和进料的真空残余物的组成不变，使用与反应器相同的温度的汽提气体，使用与理论平衡阶段等效的汽提器使得真空残余物的流量从58.5t/h增加至72.8t/h；如果包括在汽提器中的真实的板产生两个理论平衡阶段，那么使真空残余物的流量进一步升高至74.7t/h。
实施例4
为了更好地例证此实施例中提出的本发明的效果，在工艺流程图的不同点比较流量和组成。
图2的框图涉及比较实施例1。
如在表3中可以看出的，再循环至反应器(2)的流具有与从分离器(S)中的反应流出物中分离的浆料流(10)相同的组成。
另一方面，图3用框图再现图1，并且参考实施例1。
在此情况下，汽提塔通过分离区(S)和汽提区(E)来描绘，分离区(S)和汽提区(E)在物理上不明显地分开，但是为了模拟现实中将发生的情况被单独地模拟。
在汽提区(E)中，液体-蒸汽平衡在汽提气体的流(10)和流(6)之间产生，这产生富集有汽提产物的气体流(11)和流(7)，所述流(7)被分成被再循环至反应器的浆料流(2)和排放浆料流(3)。
如在表4和表5中可以看出的，在这种情况下，不同于表3中示出的流，再循环至反应器的流(2)不具有与流(10)相同的组成：450-馏分的百分比减少，并且四氢呋喃不溶性固体的450+馏分的百分比增加。
表3
1 2 4 10 9 3
T ℃ 205 420 507 435 435 420
P 巴 163 163 162 157 157 159
W t/h 58.5 90.0 20.0 93.6 74.5 3.6
Ws t/h 0.0 10.0 10.4 0.4
H<sub>2</sub> wt％ 0.0 0.2 34.1 0.2 6.9 0.2
NH<sub>3</sub> wt％ 0.0 0.0 0.0 0.0 0.2 0.0
H<sub>2</sub>S wt％ 0.0 0.1 0.0 0.1 2.3 0.1
CH<sub>4</sub> wt％ 0.0 0.3 25.2 0.3 8.4 0.3
C2 wt％ 0.0 0.3 18.3 0.3 6.9 0.3
C3 wt％ 0.0 0.3 11.8 0.3 5.4 0.3
C4 wt％ 0.0 0.3 6.6 0.3 4.3 0.3
C5-170 wt％ 0.0 1.5 4.0 1.5 14.4 1.5
170-350 wt％ 0.1 15.3 0.0 15.3 33.5 15.3
350-450 wt％ 3.6 23.6 0.0 23.6 12.8 23.6
450-500 wt％ 4.5 16.8 0.0 16.8 3.8 16.8
500-540 wt％ 11.0 6.2 0.0 6.2 0.7 6.2
540+ wt％ 80.8 25.1 0.0 25.1 0.4 25.1
THF-i wt％ 0.0 10.0 0.0 10.0 0.0 10.0
表4
1 2 4 10 9 3
T ℃ 238 432 501 435 435 432
P 巴 163 163 164 159 159 159
W t/h 76.0 90.0 20.0 119.2 66.4 4.2
Ws t/h 0.0 10.0 10.5 0.5
H<sub>2</sub> wt％ 0.0 0.2 33.7 0.2 7.1 0.2
NH<sub>3</sub> wt％ 0.0 0.0 0.0 0.0 0.3 0.0
H<sub>2</sub>S wt％ 0.0 0.0 0.0 0.1 3.0 0.0
CH<sub>4</sub> wt％ 0.0 0.2 24.3 0.3 9.2 0.2
C2 wt％ 0.0 0.2 18.6 0.3 7.9 0.2
C3 wt％ 0.0 0.1 12.3 0.3 6.4 0.1
C4 wt％ 0.0 0.1 7.0 0.3 5.1 0.1
C5-170 wt％ 0.0 0.3 4.1 1.6 15.8 0.3
170-350 wt％ 0.1 5.1 0.0 12.0 28.2 5.1
350-450 wt％ 3.6 18.1 0.0 20.6 11.6 18.1
450-500 wt％ 4.5 19.3 0.0 18.0 4.1 19.3
500-540 wt％ 11.0 8.7 0.0 7.5 0.8 8.7
540+ wt％ 80.8 37.7 0.0 30.7 0.5 37.7
THF-i wt％ 0.0 10.0 0.0 8.1 0.0 10.0
表5
6 11 7 8
T ℃ 501 447 447 440
P 巴 159 159 159 159
W t/h 20.0 45.0 94.2 111.3
Ws t/h 10.5
H<sub>2</sub> wt％ 33.7 15.1 0.2 10.3
NH<sub>3</sub> wt％ 0.0 0.0 0.0 0.2
H<sub>2</sub>S wt％ 0.0 0.4 0.0 1.9
CH<sub>4</sub> wt％ 24.3 11.3 0.2 10.0
C2 wt％ 18.6 8.8 0.2 8.3
C3 wt％ 12.3 6.1 0.1 6.3
C4 wt％ 7.0 3.8 0.1 4.5
C5-170 wt％ 4.1 5.7 0.3 11.7
170-350 wt％ 0.0 22.5 5.1 26.0
350-450 wt％ 0.0 17.1 18.1 13.8
450-500 wt％ 0.0 7.0 19.3 5.3
500-540 wt％ 0.0 1.4 8.7 1.1
540+ wt％ 0.0 0.8 37.7 0.6
THF-i wt％ 0.0 0.0 10.0 0.0
实施例5
反应器和汽提塔之间的连接管道，在连接至反应器的出口喷嘴的竖直部分之后，必须向下朝向塔进行，以确保分层模式的建立和在塔的入口处的气体和浆料的非脉动流动。为此目的，连接管道的运动的CFD(计算流体动力学)模拟的结果在本文中以现有技术中描述的“向上”情况和本专利申请中描述和要求保护的“向下”情况呈现。在CFD模拟中，反应流出物已经被描述为两相流体，所述两相流体构成气相和浆料相。因此，在本实施例中，总是参考两相流体。同一管道中的两相(气体-浆料)运动通过CFD来模拟，在一种情况下，其中从下端进料，流体因此“向上”流动；另一方面，其中从上端进料，流体因此“向下”流动；具有相同的气体流量和浆料流量。图4中的图表示出了分别在两种情况下，在管道的出口处，即在塔的入口处的浆料的流量作为时间的函数。可以观察到，在“向下”的情况下，流量如何近似恒定，而在“向上”的情况下，观察到相当大的流量振荡：从零至平均流量的两倍。

Claims (16)

1.用于重油产品的加氢转化的设备，所述重油产品构成新鲜的负载，所述设备包括：
-浆料鼓泡塔加氢转化反应器，所述浆料鼓泡塔加氢转化反应器包括进料管线、用于氢化流的入口管线和用于反应流出物穿过出口喷嘴的出口，所述新鲜的负载和循环的浆料相在所述进料管线中传送；
-高压和高温汽提塔，所述高温和高压汽提塔被放置在所述反应器的下游，并且通过所述反应流出物在其中流动的管道被直接连接至反应器头部；所述塔具有用于汽提气体的入口管线、用于所述反应器流出物的入口、用于蒸汽的头部出口和用于所述浆料相的出口；
-用于使离开所述汽提塔的浆料再循环的管线和装置；
-用于取出排放物流的管线和装置，所述管线和装置具有防止固体在所述反应器中积聚的功能；
所述汽提塔的特征在于它包括一个或更多个允许在不同相之间产生物理接触的接触装置。
2.根据权利要求1所述的设备，其中所述汽提塔包括从2个至6个接触装置。
3.根据权利要求1或2所述的设备，其中所述接触装置选自棚甲板、圆盘和环形托盘、侧对侧托盘。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的设备，其中将所述反应器头部连接至所述汽提塔的所述管道包括竖直部分，所述竖直部分被连接至放置在所述反应器头部上的所述出口，随后是管道部分，所述管道部分与所述汽提塔的入口连接，所述部分以包括在关于正交于反应器轴线和汽提塔轴线的水平平面计算的2％和10％之间的倾斜率向下倾斜。
5.根据权利要求4所述的设备，其中所述倾斜率被包括在关于正交于所述反应器轴线和所述汽提塔轴线的水平平面计算的4％和7％之间。
6.根据权利要求4或5所述的设备，其中所述管道的倾斜部分被设计成使得所述倾斜部分的长度和导管的内径之间的比率是至少等于20。
7.根据权利要求1至6中任一项所述的设备，其中用于排放物取出的所述管线和装置是反应器再循环管线或在所述反应器再循环管线上或被直接连接至所述反应器。
8.一种用于重油产品的加氢转化的工艺，所述重油产品构成新鲜的负载，所述工艺包括以下步骤：
-在至少一个加氢转化反应器中，在合适的氢化催化剂的存在下，使进料与氢化气体反应，从而产生两相流出物，所述进料包括新鲜的进料和再循环的浆料；
-随后，将所述反应流出物直接送至高压和高温汽提步骤，所述高压和高温汽提步骤在反应压力操作，除了沿着所述反应流出物在其中流动的管线的负载损失；将具有与被进料至所述反应器的气体相同组成的流作为汽提气体进料；以及从而产生气相中的流以及在包含重质产品和固体的浆料相中的流；
-在进料至所述加氢转化反应器中，以连续的方式将所述汽提步骤中分离的浆料再循环，以及
-连续地取出排放物流。
9.根据权利要求8所述的工艺，其中所述氢化气体是氢气或气相中的氢气和轻质烃的混合物。
10.根据权利要求9所述的工艺，其中氢化流是氢气、甲烷、乙烷、丙烷和丁烷的混合物。
11.根据权利要求8至10中任一项所述的工艺，其中浆料相中的所述氢化催化剂基于硫化钼或硫化钨。
12.根据权利要求8至11中任一项所述的工艺，其中所述加氢转化的反应在包括在400℃和450℃之间的温度和包括在100大气压和200大气压之间的压力进行。
13.根据权利要求12所述的工艺，其中所述加氢转化的反应在包括在420℃和440℃之间的温度和包括在140大气压和180大气压之间的压力进行。
14.根据权利要求8至13中任一项所述的工艺，其中所述汽提步骤在与反应相相同的压力进行，除了沿着汽提器进料管线的负载损失。
15.根据权利要求8至14中任一项所述的工艺，其中排放物在所述反应器的再循环管线上取出或直接从所述反应器中取出。
16.根据权利要求15所述的工艺，其中当从再循环流中取出时，所述排放物流量被调节，以便使所述再循环流和所述排放物中的四氢呋喃不溶性固体的重量百分比在从3％至15％的范围内。
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Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3377267A (en) * 1965-08-06 1968-04-09 Chevron Res Vapor-liquid phase separation of hydroconversion process effluent with the use of hydrogen and steam
US20120103873A1 (en) * 2010-11-01 2012-05-03 Axens Procede d'hydrotraitement et/ou d'hydrocraquage de charges azotees avec stripage a l'hydrogene
US20150210940A1 (en) * 2007-05-23 2015-07-30 Eni S.P.A. System and process for the hydroconversion of heavy oils
WO2016103199A1 (en) * 2014-12-23 2016-06-30 Eni S.P.A. System and process for increasing heavy oils conversion capacity
WO2016102302A1 (fr) * 2014-12-22 2016-06-30 Axens Procede et dispositif pour la reduction des composes aromatiques polycycliques lourds dans les unites d'hydrocraquage

Family Cites Families (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3296240A (en) * 1963-05-03 1967-01-03 Dow Chemical Co Recovery of alpha-olefin polymers from solution
US3372677A (en) 1966-12-27 1968-03-12 Vapor Corp Total energy conservation system
US6800664B1 (en) * 2003-05-23 2004-10-05 Conocophillips Company Conjoined reactor system
US6974842B1 (en) * 2004-11-22 2005-12-13 Conocophillips Company Process for catalyst recovery from a slurry containing residual hydrocarbons
ITMI20071198A1 (it) * 2007-06-14 2008-12-15 Eni Spa Procedimento migliorato per l'idroconversione di oli pesanti con sistemi a letto ebullato
US8768875B2 (en) 2010-10-29 2014-07-01 Nec Laboratories America, Inc. Admission control in cloud databases under service level agreements
US20150275108A1 (en) * 2012-10-25 2015-10-01 How Kiap Gueh Gasification devices and methods
WO2015094436A1 (en) * 2013-12-20 2015-06-25 Shell Oil Company Methods and systems for processing a reaction product mixture of cellulosic biomass material
JP2015141914A (ja) 2014-01-27 2015-08-03 株式会社日立製作所 静止誘導電器

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3377267A (en) * 1965-08-06 1968-04-09 Chevron Res Vapor-liquid phase separation of hydroconversion process effluent with the use of hydrogen and steam
US20150210940A1 (en) * 2007-05-23 2015-07-30 Eni S.P.A. System and process for the hydroconversion of heavy oils
US20120103873A1 (en) * 2010-11-01 2012-05-03 Axens Procede d'hydrotraitement et/ou d'hydrocraquage de charges azotees avec stripage a l'hydrogene
WO2016102302A1 (fr) * 2014-12-22 2016-06-30 Axens Procede et dispositif pour la reduction des composes aromatiques polycycliques lourds dans les unites d'hydrocraquage
WO2016103199A1 (en) * 2014-12-23 2016-06-30 Eni S.P.A. System and process for increasing heavy oils conversion capacity

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