RU2411285C2 - Система управления, способ и устройство для непрерывной жидкофазной гидропереработки - Google Patents

Система управления, способ и устройство для непрерывной жидкофазной гидропереработки Download PDF

Info

Publication number
RU2411285C2
RU2411285C2 RU2007137780/04A RU2007137780A RU2411285C2 RU 2411285 C2 RU2411285 C2 RU 2411285C2 RU 2007137780/04 A RU2007137780/04 A RU 2007137780/04A RU 2007137780 A RU2007137780 A RU 2007137780A RU 2411285 C2 RU2411285 C2 RU 2411285C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
hydrogen
reactor
catalyst
stream
amount
Prior art date
Application number
RU2007137780/04A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2007137780A (ru
Inventor
Майкл Д. АКЕРСОН (US)
Майкл Д. АКЕРСОН
Майкл БЬЯРС (US)
Майкл БЬЯРС
Original Assignee
Е.И.Дю Пон Де Немур Энд Компани
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Е.И.Дю Пон Де Немур Энд Компани filed Critical Е.И.Дю Пон Де Немур Энд Компани
Publication of RU2007137780A publication Critical patent/RU2007137780A/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2411285C2 publication Critical patent/RU2411285C2/ru

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G49/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen-generating compounds, not provided for in a single one of groups C10G45/02, C10G45/32, C10G45/44, C10G45/58 or C10G47/00
    • C10G49/26—Controlling or regulating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/14—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles
    • C10G45/16—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with moving solid particles suspended in the oil, e.g. slurries
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/22—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing with hydrogen dissolved or suspended in the oil
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/72—Controlling or regulating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/36—Controlling or regulating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1048—Middle distillates
    • C10G2300/1055—Diesel having a boiling range of about 230 - 330 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/202—Heteroatoms content, i.e. S, N, O, P
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/205—Metal content
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/802—Diluents

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Control Of Non-Electrical Variables (AREA)

Abstract

Изобретение относится к гидропереработке нефтяного сырья. Изобретение касается способа непрерывной жидкофазной гидропереработки с использованием реактора, который в установившемся режиме работает при заданной температуре и имеет верхнюю зону для газа и нижнюю зону значительно большего размера для водорода, растворенного в смеси жидкостей, окружающих катализатор, при этом упомянутые жидкости сводят к минимуму колебания упомянутой заданной температуры. За счет смешивания и/или мгновенного испарения водорода и очищаемой нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода является высокой по сравнению с нефтяным сырьем, весь водород, необходимый для реакций гидроочистки, может быть доступен в виде раствора. Затем раствор нефти/разбавителя/водорода загружают в реактор идеального вытеснения, который заполнен катализатором, где и происходит реакция нефти и водорода. Добавляемый в реактор водород может использоваться для регулирования уровня жидкости или давления в реакторе. Также изобретение касается реактора системы непрерывной жидкофазной гидропереработки. Технический результат - крупные реакторы с орошаемым слоем могут быть заменены реакторами гораздо меньших размеров, поскольку нет необходимости добавлять водород, улучшено регулирование температуры в реакторе, практически исключено закоксовывание катализатора, уменьшено образование легких углеводородов. 3 н. и 12 з.п. ф-лы, 19 ил.

Description

ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИ
Настоящее изобретение относится к процессу, устройству и способу управления процессом гидропереработки, в ходе которого реагенты находятся по существу в жидком состоянии и не требуется, чтобы через катализатор циркулировал водород. Источником релевантных материалов уровня техники является класс 208, подклассы 58, 59, 60, 79, 209 и 213 Национальной патентной классификации США. Источником дополнительных материалов уровня техники является класс 137, подклассы 171, 202 и 392, а также другие классы и подклассы.
ПРЕДПОСЫЛКИ СОЗДАНИЯ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Настоящее изобретение относится к процессу, устройству и системам управления процессом жидкофазной гидропереработки, в котором не требуется, чтобы через катализатор циркулировал газообразный водород. Это достигается путем смешивания и/или мгновенного испарения водорода и очищаемой нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода является высокой по сравнению с нефтяным сырьем. Настоящее изобретение также относится к гидрокрекингу, гидроизомеризации и гидрометаллизации.
В ходе гидропереработки, которая включает гидроочистку, гидрорафинирование, гидроперегонку и гидрокрекинг, используют катализатор, чтобы ввести водород в реакцию с нефтяной фракцией, дистиллятами, кубовыми остатками или другими веществами с целью их насыщения или удаления из них серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих веществ или снижения их молекулярной массы (крекинг). Для обеспечения активности, необходимой для осуществления желаемой реакции(-й), требуются катализаторы с особыми свойствами поверхности.
При обычной гидропереработке необходимо преобразовывать водород из газообразной фазы в жидкую фазу, в которой он способен вступать в реакцию с молекулами нефти на поверхности катализатора. Для этого через слой катализатора прокачивают большие объемы газообразного водорода и нефти. Нефть и водород проходят через слой, и водород поглощается тонкой пленкой, распределенной по поверхности катализатора. С учетом большого количества необходимого водорода, которое составляет от 1000 до 5000 стандартных кубических футов газа на баррель нефти, реакторы имеют большие размеры и способны работать в тяжелых условиях давления от нескольких сот до 5000 фунтов на квадратный дюйм и температуры от около 400 до 900°F.
В обычных системах сложно регулировать температуру внутри реактора. Можно регулировать температура поступающего в реактор нефтяного и водородного сырья, однако в системе не предусмотрена возможность повышать или снижать температуру смеси нефти и водорода после загрузки сырья в реактор. Любые изменения температуры в реакторе должны осуществляться посредством внешнего источника. В результате, если температура в реакторе становится слишком высокой, в обычных системах в реактор часто подают холодный водород. Данный способ охлаждения реактора является дорогостоящим и представляет потенциальную угрозу безопасности.
Если регулирование температуры в реакторе часто представляет собой сложную задачу в обычных системах, то регулирование давления в системе гидропереработки является гораздо более простой задачей. Системы регулирования давления используют для контроля давления в системе, сброса давления через клапан, если оно становится слишком высоким, и повышения давления в системе, если оно становится слишком низким. Хотя система регулирования давления не может быть использована для регулирования давления в отдельном реакторе гидропереработки, это не влечет серьезных последствий, и вместо этого давление поддерживают во всей системе, а не в отдельных реакторах.
Одной из наиболее сложных проблем, связанных с гидропереработкой, является закоксовывание катализатора. Закоксовывание происходит при перегреве углеводородных молекул в условиях недостаточного количества доступного водорода. Происходит крекинг молекул до такой степени, что образуется кокс, являющийся углеродистым остатком. Крекинг может происходить на поверхности катализатора, что приводит к коксообразованию и потере катализатором его активности.
Обычная система переработки описана в патенте США US 4698147 "Short Residence Time Hydrogen Donor Diluent Cracking Process", выданном на имя McConaghy, Jr. 6 октября 1987 г. В патенте McConaghy '147 для обеспечения крекинг-процесса водородом предложено смешивать входящий поток с донорным разбавителем. После осуществления крекинга смесь разделяют на продукт и израсходованный разбавитель, восстанавливают израсходованный разбавитель путем частичной гидрогенизации и возвращают во входящий поток на стадию крекинга. Следует отметить, что согласно патенту McConaghy '147 для высвобождения необходимого для крекинга водорода в ходе крекинг-процесса преимущественно изменяют химическую природу донорного разбавителя. Кроме того, предложенный в патенте McConaghy '147 процесс имеет верхний температурный предел, связанный с закоксовыванием змеевика, и приводит к увеличению образования легкого газа, что налагает экономические ограничения на максимальную температуру крекинга в ходе процесса.
Известен патент США US 4857168 "Method for Hydrocracking Heavy Fraction Oil", выданный на имя Kubo и др. 15 августа 1989 г. В нем описано, что для обеспечения катализируемого крекинг-процесса водородом используют как донорный разбавитель, так и газообразный водород. Как указано в патенте Kubo '168, за счет соответствующего сочетания нефти тяжелых фракций, донорного растворителя, газообразного водорода и катализатора ограничивают коксообразование на катализаторе, при этом коксообразование может быть существенно уменьшено или полностью исключено. Согласно патенту Kubo '168 необходима крекинг-установка с катализатором и отдельная гидрогенизационная установка с катализатором. Для обеспечения процесса реакции водородом в патенте Kubo '168 также используется расслоение донорного разбавителя.
В патенте США US 5164074 "Hydrodesulfuruzation Pressure Control", выданном на имя Houghton 17 ноября 1992 г., описано устройство регулирования давления в ходе совмещенного процесса гидродесульфуризации и риформинга, в котором давление богатого водородом исходного газа, поступающего из процесса риформинга, корректируют путем согласованного регулирования выпускного клапана процесса риформинга таким образом, чтобы гарантировать максимальное использование доступного для десульфуризации водорода до того, как водород, поступающий из процесса риформинга, будет выпущен через собственный выпускной клапан.
Известен патента США US 4761513 "Temperature Control for Aromatic Alkylation Process", выданный на имя Steacy 2 августа 1988 г. Для регулирования температуры применяют систему быстрого охлаждения, в которой в качестве охлаждающей среды используют метилирующий реагент, который вводят между последовательно расположенными реакционными зонами реактора. Соотношение между паровой и жидкой фазами метанола корректируют, чтобы регулировать теплосодержание метилирующего реагента и снижать температуру за счет мгновенного испарения жидкой составляющей метилирующего реагента.
КРАТКОЕ ИЗЛОЖЕНИЕ СУЩНОСТИ ИЗОБРЕТЕНИЯ
В настоящем изобретении предложен процесс, в ходе которого не требуется, чтобы через катализатор циркулировал газообразный водород. Это достигается путем смешивания и/или мгновенного испарения водорода и очищаемой нефти в условиях постоянного давления в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода является высокой по сравнению с нефтяным сырьем, за счет чего водород находится в виде раствора.
Тип и количество добавляемого разбавителя, а также условия в реакторе могут быть выбраны таким образом, чтобы весь водород, необходимый для реакций гидропереработки, был доступен в виде раствора. Затем раствор нефти/разбавителя/водорода загружают в реактор, такой как реактор идеального вытеснения или трубчатый реактор, который заполнен катализатором, где и происходит реакция нефти и водорода. Поскольку нет необходимости добавлять водород, не требуется рециркуляция водорода и использование орошаемого слоя реактора. Таким образом, крупные реакторы с орошаемым слоем могут быть заменены реакторами гораздо меньших размеров (см. фиг.1, 2 и 3). В реакторах с непрерывным жидкофазным процессом улучшено регулирование температуры в реакторе, практически исключено закоксосывание катализатора, уменьшено образование легких углеводородов и повышена безопасность системы.
Настоящее изобретение также относится к гидрокрекингу, гидроизомеризации и гидрометаллизации и т.п. Как описано выше, газообразный водород смешивают и/или мгновенно испаряют с сырьем и разбавителем, таким как рециркулированный продукт гидрокрекинга, изомеризованный продукт или рециркулированный деметаллизованный продукт, чтобы водород находился в виде раствора, после чего смесь пропускают через катализатор.
Основной задачей настоящего изобретения является создание усовершенствованной системы, процесса, способа и/или устройства для непрерывной жидкофазной гидропереработки.
Другой задачей настоящего изобретения является создание усовершенствованного процесса гидрокрекинга, гидроизомеризации, Фишера-Тропша и/или гидрометаллизации.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание способа управления реактором, используемым в системе, процессе, способе или устройстве для непрерывной жидкофазной гидропереработки.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание усовершенствованного устройства управления системой, процессом, способом и/или устройством для непрерывной жидкофазной гидропереработки.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание способа регулирования уровня жидкости в реакторе для использования в системе, процессе, способе или устройстве для непрерывной жидкофазной гидропереработки.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание способа регулирования давления паровой фазы в реакторе для использования в системе, процессе, способе или устройстве непрерывной жидкофазной гидропереработки.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание усовершенствованной системы, процесса, способа и/или устройства для непрерывной жидкофазной гидропереработки, в котором жидкость может поступать в реактор через верх или низ реактора.
Еще одной задачей настоящего изобретения является создание усовершенствованной системы, процесса, способа и/или устройства для непрерывной жидкофазной гидропереработки, в котором система может состоять из одного реактора, множества реакторов и/или реакторов с множеством слоев катализатора.
Еще одной задачей настоящего изобретения является уменьшение образования легких углеводородов в системе непрерывной жидкофазной гидропереработки за счет выпуска избыточного газа с постоянной скоростью непосредственно через верх реактора.
КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ
На фиг.1 показана технологическая блок-схема установки гидроочистки дизельного топлива,
на фиг.2 показана технологическая блок-схема установки гидроочистки кубовых остатков,
на фиг.3 показана технологическая блок-схема системы гидропереработки,
на фиг.4 показана технологическая блок-схема многоступенчатой реакторной установки,
на фиг.5 показана технологическая блок-схема установки гидропереработки мощностью 1200 баррелей за эксплуатационные сутки,
на фиг.6 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.7 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.8 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.9 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.10 схематически показана двухреакторная установка с нисходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.11 схематически показана двухреакторная установка с нисходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.12 схематически показана двухреакторная установка с восходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.13 схематически показана двухреакторная установка с восходящим потоком, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.14 схематически показана однореакторная установка с нисходящим потоком с двумя слоями катализатора, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.15 схематически показана однореакторная установка с нисходящим потоком с двумя слоями катализатора, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.16 схематически показана однореакторная установка с восходящим потоком с двумя слоями катализатора, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе,
на фиг.17 схематически показана однореакторная установка с восходящим потоком с двумя слоями катализатора, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе,
на фиг.18 схематически показан реактор с нисходящим потоком с одним слоем катализатора, имеющий регулятор уровня жидкости, для применения в процессе непрерывной жидкофазной гидропереработки и
на фиг.19 схематически показан реактор с восходящим потоком с множеством слоев катализатора, имеющий два регулятора давления, для применения в процессе непрерывной жидкофазной гидропереработки.
ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ
Авторами разработан процесс, в ходе которого не требуется, чтобы через катализатор циркулировал газообразный водород или присутствовала отдельная фаза водорода. Это достигается путем смешивания и/или мгновенного испарения водорода и очищаемой нефти в условиях постоянного давления в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода является высокой по сравнению с нефтяным сырьем, за счет чего водород находится в виде раствора. Избыточный водород вводят и/или мгновенно испаряют в раствор нефти/разбавителя таким образом, чтобы максимально использовать способность раствора нефти/разбавителя растворять водород. Водород сверх количества, растворимого в растворе нефти/разбавителя, остается в газообразной фазе.
Тип и количество добавляемого разбавителя, а также условия в реакторе могут быть выбраны таким образом, чтобы весь водород, необходимый для реакций гидропереработки, был доступен в виде раствора. Затем раствор нефти/разбавителя/водорода загружают в реактор идеального вытеснения, трубчатый или другой реактор, который заполнен катализатором, где и происходит реакция нефти и водорода. Поскольку не требуется добавлять водород, исключена рециркуляция водорода и использование орошаемого слоя реактора (см. фиг.1, 2 и 3). Таким образом, крупные реакторы с орошаемым слоем могут быть заменены реакторами гораздо меньших размеров и гораздо более простыми реакторами (см. фиг.18).
Помимо использования реакторов гораздо меньших размеров или гораздо более простых реакторов исключено использование рециркуляционного компрессора для водорода. Поскольку весь водород, необходимый для реакции, может быть доступен в виде раствора на входе в реактор, не требуется осуществлять циркуляцию водорода в реакторе и использовать рециркуляционный компрессор. За счет исключения рециркуляционного компрессора и использования, например, реакторов идеального вытеснения или трубчатых реакторов значительно снижаются капитальные затраты на процесс гидроочистки.
Конструкция и число реакторов, используемых в настоящем изобретении, может меняться в зависимости от требуемых характеристик продукции и наличия конкретного сырья. Для получения из частично загрязненного сырья продукции с желаемыми характеристиками может потребоваться дополнительный реактор. Даже в том случае, когда необходимо множество реакторов, в настоящем изобретении предпочтительно используют обычные реакторы, поскольку за счет меньших размеров и более простой конструкции они тем не менее позволяют снижать капитальные затраты по сравнению с обычными системами. Помимо использования множества реакторов в корпусе одного реактора может помещаться множество слоев катализатора. В случае использования реакторов с множеством слоев катализатора (см. фиг.19) для размещения множества слоев катализатора используют один корпус, за счет чего дополнительно снижаются капитальные затраты. Слои катализатора могут содержать катализатор одного типа или катализаторы различных типов для более эффективного обеспечения характеристик продукции.
Большинство реакций, которые протекает во время гидропереработки, являются высокоэкзотермическими, в результате чего в реакторе генерируется большое количество тепла. Для регулирования температуры в реакторе может использоваться рециркулирующий поток. Регулируемый объем выходящего из реактора потока может быть возвращен на вход реактора с использованием по мере необходимости подогревателя и смешан с сырьем и водородом. Рециркулирующий поток поглощает тепло, создаваемое реакцией с участием сырья и водорода на катализаторе, и уменьшает повышение температуры в реакторе. Регулирование температуры в реакторе может осуществляться путем регулирования температуры сырья с использованием по мере необходимости подогревателя и путем регулирования объема рециркуляции. Кроме того, поскольку рециркулирующий поток содержит уже прореагировавшие молекулы, он также служит инертным разбавителем. В настоящем изобретении обеспечен дополнительный контроль температуры в реакторе за счет использования жидкофазного реактора непрерывного действия в отличие от обычных реакторов с орошаемым слоем, в которых по поверхности катализатора распределена лишь тонкая пленка жидкости. Преимущество жидкофазного реактора непрерывного действия заключается в том, что жидкости обычно обладают более высокой теплоемкостью, чем газы. Чем выше теплоемкость какой-либо молекулы, тем большей способностью поглощать тепло из окружающей среды с минимальным повышением собственной температуры обладает такая молекула. Жидкофазный реактор непрерывного действия является поглотителем тепла, поглощающим избыточное тепло реактора и выравнивающим температуру по всему реактору. За счет использования жидкофазного реактора непрерывного действия процесс становится значительно ближе к изотермическому, при этом разность температур на входе и выходе реактора, которая обычно составляет 22°С - 33°С, уменьшается примерно до 5,5°С. Помимо снижения температуры на входе и выходе реактора жидкофазный реактор непрерывного действия также решает проблему участков перегрева, которые образуются в слое катализатора.
За счет применения настоящего изобретения для гидропереработки можно почти исключить закоксовывание, поскольку всегда имеется достаточно доступного водорода в виде раствора, чтобы предотвратить закоксовывание во время крекинг-реакций. Это значительно удлиняет срок службы катализатора и снижает затраты на эксплуатацию и техническое обслуживание.
Другой известной проблемой гидропереработки является образование легких газообразных углеводородов. Эти молекулы, главным образом, метана являются нежелательным продуктом, который, если он присутствует в достаточно больших количествах, необходимо улавливать, что влечет дополнительные затраты. Количество этих легких углеводородов увеличивается с повышением температуры реакции. Проблема образования легких углеводородов дополнительно осложняется тенденцией образования в реакторе участков перегрева, на которых температура значительно превосходит начальную температуру в реакторе. Для борьбы с этим явлением в обычных системах гидропереработки используют охладительные камеры, которые расположены на протяжении реактора. Охладительные камеры служат для подачи холодного водорода в реактор с целью снижения температуры в реакторе. Водород не только является дорогостоящим средством для охлаждения реактора, но также создает угрозу безопасности. Наибольшее значение имеет конструкция охладительных камер и способ, которым регулируют подачу водорода в реактор, поскольку ошибка способна привести к потере управления всей системой. Может начаться неконтролируемая реакция, способная привести к взрыву. В случае осуществления гидрообработки согласно настоящему изобретению крекинг значительно уменьшается, часто до 10 раз, за счет использования жидкофазного реактора непрерывного действия, который также действует как поглотитель тепла и создает в реакторе условия, близкие к изотермическим. При этих почти изотермических условиях отпадает необходимость в охладительных камерах с холодным водородом, снижаются капитальные затраты на водород, необходимый для процесса, и повышается безопасность системы.
При использовании жидкофазного реактора непрерывного действия необходимо иметь возможность регулировать температуру жидкости в реакторе и, следовательно, поглотителе тепла, который позволяет системе оставаться почти изотермической. Путем регулирования количества рециркулирующего флюида и температуры сырья можно регулировать температуру жидкости в реакторе и обеспечивать функционирование поглотителя тепла без использования охладительных камер с водородом.
Еще одной проблемой, связанной с использованием жидкофазного реактора непрерывного действия, является необходимость регулирования количества жидкости. Это осуществляют одним из двух способов. Первый из них заключается в том, что количество жидкости в реакторе можно регулировать, поддерживая заданный уровень жидкости в реакторе (см. фиг.6, 8, 10, 12, 14 и 16). В этом случае устанавливают определенный диапазон значений уровня жидкости в реакторе, который должен поддерживаться. Если уровень жидкости становится слишком высоким, для его снижения увеличивают количество водорода в смеси нефти/разбавителя/водорода, которая поступает в реактор. Если уровень жидкости становится слишком низким, количество водорода в смеси нефти/разбавителя/водорода, которая поступает в реактор, уменьшают, чтобы в реактор поступало больше жидкости. Второй способ состоит в том, что количество жидкости в реакторе можно регулировать, поддерживая давление газа в реакторе (см. фиг.7, 9, 11, 13, 15 и 17). Давление избыточного водорода и легких газообразных углеводородов в реакторе поддерживают на заданном уровне. Если давление этих газообразных веществ становится слишком высоким, для достижения оптимального давления уменьшают количество водорода в смеси нефти/разбавителя/водорода, которая поступает в реактор. Если давление становится слишком низким, количество водорода в смеси нефти/разбавителя/водорода увеличивают. В системе гидропереработки с использованием множества реакторов или реактора с множеством слоев катализатора количество жидкости в реакторах или вокруг слоев катализатора, если это реактор с множеством слоев катализатора, можно регулировать с использованием только множества средств регулирования уровня жидкости или только множества средств регулирования давления газообразных веществ в верхней части реактора либо путем совмещения в одной системе обоих способов регулирования в различных сочетаниях.
Настоящее изобретение также отличается от обычной технологии тем, что избыточный газ может быть выпущен непосредственно из реактора. При обычной гидроочистке выпуск газа непосредственно из реактора невозможен, поскольку необходимо, чтобы газообразный водород циркулировал через реактор. Если бы из обычных реакторов осуществляли непосредственный выпуск газа, это приводило бы к потере или неэффективному использованию значительной части водорода. Поскольку в настоящем изобретении используют жидкофазный реактор непрерывного действия, не требуется, чтобы газообразный водород циркулировал через реактор, и, таким образом, единственными газообразными веществами в реакторе являются избыточный водород и легкие газообразные углеводороды. Выпуск избыточного газа непосредственно из реактора позволяет более эффективно управлять системой за счет сведения к минимуму времени, которое после осуществленных изменений необходимо для настройки системы на скорость потока отходящего газа или добавление водорода или удаление водорода из системы.
На фиг.1 показана технологическая блок-схема установки гидроочистки дизельного топлива, в целом обозначенная позицией 10. Питающий насос 14 нагнетает сырье 12 в зону 18 смешивания. Затем сырье 12 соединяют с водородом 15 и гидроочищенным сырьем 16 для получения сырьевой смеси 20. Затем в сепараторе 22 осуществляют разделение смеси 20 с целью получения первых отработавших газов 24 сепарации и сепарированной смеси 30. Сепарированную смесь 30 соединяют с катализатором 32 в реакторе 34, чтобы получить прореагировавшую смесь 40. Прореагировавшую смесь 40 разделяют на два потока, рециркулирующий поток 42 и непрерывный поток 50. Циркуляционный насос 44 нагнетает рециркулирующий поток 42, используемый в качестве гидроочищенного сырья 16, которое соединяют с сырьем 12 и водородом 15.
Непрерывный поток 50 поступает в сепаратор 52, в котором удаляют вторые отработавшие газы 54 сепарации, в результате чего образуется прореагировавший сепарировавший поток 60. Затем прореагировавший сепарировавший поток 60 поступает в испаритель 62 мгновенного действия, в котором образуются отработавшие газы 64 испарения и прореагировавший сепарированный испаренный поток 70. Затем прореагировавший сепарированный испаренный поток 70 нагнетают в поглотитель 72, в котором удаляют отработавшие газы 74 поглощения и получают выходную продукцию 80.
На фиг.2 показана технологическая блок-схема установки гидроочистки кубовых остатков, в целом обозначенной позицией 100. Сырье 110 соединяют с растворителем 112 в зоне 114 смешивания с целью получения сочетания 120 растворителя и сырья, которое при помощи питающего насоса 122 нагнетают в зону 124 смешивания. Затем сочетание 120 растворителя и сырья соединяют с водородом 126 и гидроочищенным сырьем 128 и получают смесь 130 водорода, растворителя и сырья. Затем в первом сепараторе 132 осуществляют разделение смеси 130 водорода, растворителя и сырья с целью получения первых отработавших газов 134 сепарации и сепарированной смеси 140. Сепарированную смесь 140 соединяют с катализатором 142 в реакторе 144, чтобы получить прореагировавшую смесь 150. Прореагировавшую смесь 150 разделяют на два потока, рециркулирующий поток 152 и непрерывный поток 160. Циркуляционный насос 154 нагнетает рециркулирующий поток 152, используемый в качестве гидроочищенного сырья 128, которое соединяют с сочетанием 120 сырья и растворителя 12 и водородом 126.
Непрерывный поток 160 поступает в сепаратор 162, в котором удаляют вторые отработавшие газы 164 сепарации, в результате чего образуется прореагировавший сепарировавший поток 170. Затем прореагировавший сепарировавший поток 170 поступает в испаритель 172 мгновенного действия, в котором образуются отработавшие газы 174 испарения и прореагировавший сепарированный испаренный поток 180. Отработавшие газы 174 испарения охлаждают в конденсаторе 176 и получают растворитель 112, который соединяют с поступающим сырьем 110.
Затем прореагировавший сепарированный испаренный поток 180 поступает в поглотитель 182, в котором удаляют отработавшие газы 184 поглощения и получают выходную продукцию 190.
На фиг.3 показана технологическая блок-схема системы гидропереработки, в целом обозначенная позицией 200.
В первой зоне 206 смешивания соединяют сырье 202 с первым разбавителем 204 с целью получения первого сочетания 208 разбавителя и сырья. Затем во второй зоне 212 смешивания первое сочетание 208 разбавителя и сырья соединяют со вторым разбавителем 210 с целью получения второго сочетания 214 разбавителя и сырья. Затем второе сочетание 214 разбавителя и сырья при помощи питающего насоса 216 нагнетают в третью зону 218 смешивания.
В водородный компрессор 222 подают водород 220 и получают сжатый водород 224. Сжатый водород 224 поступает в третью зону 218 смешивания.
В третьей зоне 218 смешивания второе сочетание 214 разбавителя и сырья соединяют со сжатым водородом 224 и получают смесь 26 водорода, разбавителя и сырья. Затем смесь 26 водорода, разбавителя и сырья проходит через теплообменник 228, который нагревает смесь 226 с использованием третьих отработавших газов 230 сепарации, в результате чего образуется первый поток 232 теплообменника. Первый поток 232 теплообменника и первый рециркулирующий поток 234 соединяют в четвертой зоне 236 смешивания и получают первое рециркулирующее сырье 238.
Затем первое рециркулирующее сырье 238 проходит через первый теплообменник 242, который нагревает смесь 238 с использованием передавшего тепло первого выхлопа 242 ректификатора, в результате чего образуется второй поток 244 теплообменника. Второй поток 244 теплообменника и второй рециркулирующий поток 246 соединяют в пятой зоне 248 смешивания и получают второе рециркулирующее сырье 250.
Затем второе рециркулирующее сырье 250 смешивают в смесителе 252 и получают смесь 254 рециркулирующего продукта и сырья. Затем смесь 254 рециркулирующего продукта и сырья поступает во входной сепаратор 256 реактора.
Во входном сепараторе 256 реактора смесь 254 рециркулирующего продукта и сырья разделяют, чтобы получить отработавшие газы 258 входного сепаратора и сепарированную на входе смесь 260. Отработавшие газы 258 входного сепаратора сжигают в факеле или иным способом удаляют из системы 200.
Сепарированную на входе смесь 260 соединяют в реакторе 264 с катализатором 262, чтобы получить прореагировавшую смесь 266. Прореагировавшая смесь 266 поступает в выходной сепаратор 268 реактора.
В выходном сепараторе 268 реактора прореагировавшую смесь 266 разделяют, чтобы получить отработавшие газы 270 выходного сепаратора и сепарированную на выходе смесь 272. Отработавшие газы 270 выходного сепаратора вытекают из выходного сепаратора 268 реактора, после чего их сжигают в факеле или иным способом удаляют из системы 200.
Сепарированная на выходе смесь 272 вытекает из выходного сепаратора 268 реактора, после чего в первой зоне 278 деления ее разделяют на большой рециркулирующий поток 274 и непрерывную сепарированную на выходе смесь 276.
Большой рециркулирующий поток 274 при помощи циркуляционных насосов 280 нагнетают во вторую зону 282 разделения. Во второй зоне 282 разделения большой рециркулирующий поток 274 разделяют на первый рециркулирующий поток 234 и второй рециркулирующий поток 246, которые используют, как это описано выше.
Непрерывная сепарированная на выходе смесь 276 вытекает из первой зоны 278 разделения и поступает в нагреватель 284 выходящего потока, в результате чего образуется нагретый выходящий поток 286.
Нагретый выходящий поток 286 поступает в первый ректификатор, где его разделяют на первый выхлоп 290 ректификатора и первый поток 292 ректификатора. Первый выхлоп 290 ректификатора и первый поток 292 ректификатора по отдельности поступают во второй теплообменник 294, в котором уменьшают разность их температур.
Теплообменник преобразует первый выхлоп 290 ректификатора в передавший тепло первый выхлоп 242 ректификатора, который поступает в первый теплообменник 240, как это описано выше. Первый теплообменник 240 дополнительно охлаждает передавший тепло первый выхлоп 242 ректификатора, в результате чего образуется первый выхлоп 296 двойного охлаждения.
Затем первый выхлоп 296 двойного охлаждения охлаждают в конденсаторе 298, в результате чего образуется первый конденсированный выхлоп 300. Затем первый конденсированный выхлоп 300 поступает в сборник 302 орошающей фракции, где его разделяют на выхлоп 304 и первый разбавитель 204. Выхлоп выпускают из системы 200. Первый разбавитель 204 вместе с сырьем 202 поступает в первую зону 206 смешивания, как это описано выше.
Теплообменник преобразует первый поток 292 ректификатора в передавший тепло первый поток 306 ректификатора, который поступает в третий сепаратор 308. Третий сепаратор 308 разделяет передавший тепло первый поток 306 ректификатора на выхлоп 230 третьего сепаратора и второй ректифицированный поток 310.
Выхлоп 230 третьего сепаратора поступает в теплообменник 228, как это описано выше. Теплообменник 228 охлаждает выхлоп 230 третьего сепаратора, в результате чего образуется второй охлажденный выхлоп 312.
Затем второй охлажденный выхлоп 312 охлаждают в конденсаторе 298, в результате чего образуется второй конденсированный выхлоп 316. Затем второй конденсированный выхлоп 316 поступает в сборник 318 орошающей фракции, где его разделяют на выхлоп 320 и второй разбавитель 210. Выхлоп 320 выпускают из системы 200. Второй разбавитель 210 поступает во вторую зону 212 смешивания и возвращается в систему 200, как это описано выше.
Второй ректифицированный поток 310 поступает во второй ректификатор 322, где его разделяют на третий выхлоп 324 ректификатора и первый конечный поток 326. Затем первый конечный поток 326 выводят из системы 200 для использования или дальнейшей переработки. Третий выхлоп 324 ректификатора поступает в конденсатор 328, где его охлаждают, в результате чего образуется третий конденсированный выхлоп 330.
Третий конденсированный выхлоп 330 поступает из конденсатора 328 в четвертый сепаратор 332. Четвертый сепаратор 332 разделяет третий конденсированный выхлоп 330 на четвертый выхлоп 334 сепаратора и второй конечный поток 336. Четвертый выхлоп 334 сепаратора выводят из системы 200. Затем из системы 200 выводят второй конечный поток 336 для использования или дальнейшей переработки.
На фиг.4 показана технологическая блок-схема установки гидропереработки мощностью 1200 баррелей за эксплуатационные сутки, в целом обозначенная позицией 400.
В первой контрольной точке 402 осуществляют контроль сырья 400 на наличие приемлемых входных параметров, включающих температуру около 260°F (127°C), давление 20 фунтов на кв. дюйм (138 КПа) и скорость подачи 1200 баррелей в сутки. В первой зоне 406 смешивания сырье 401 соединяют с разбавителем 404, чтобы получить сочетание 408 разбавителя и сырья. Затем сочетание 408 разбавителя и сырья при помощи питающего насоса 410 нагнетают через первое контрольное отверстие 412 и первый клапан 414 во вторую зону 416 смешивания.
В водородный компрессор 422 вводят водород 420 со следующими входными параметрами: температурой 100°F (37,8°C), давлением 500 фунтов на кв. дюйм (3447 КПа) и скоростью подачи 40 тысяч стандартных кубических футов в час (1133 м3/час), из которого получают сжатый водород 424. Водородный компрессор 422 повышает давление водорода 420 до 1500 фунтов на кв. дюйм (10342 КПа). Сжатый водород 424 поступает через вторую контрольную точку 426, в которой осуществляют его контроль на наличие приемлемых входных параметров. Сжатый водород 424 через второе контрольное отверстие 428 и второй клапан 430 поступает во вторую зону 416 смешивания.
Первое контрольное отверстие 412, первый клапан 414 и индикатор-регулятор 434 упреждающего действия (FFIC) соединены с индикатором-регулятором 432 подачи (FIC), который регулирует поток сочетания 408 разбавителя и сырья, поступающий во вторую зону 416 смешивания. Аналогичным образом, второе контрольное отверстие 428, второй клапан 430 и FIC 432 соединены с FFIC 434, который регулирует поток сжатого водорода 424, поступающий во вторую зону 416 смешивания. Во второй зоне 416 смешивания соединяют сочетание 408 разбавителя и сырья и сжатый водород 424, чтобы получить смесь 440 водорода, разбавителя и сырья. Параметры смеси, которые включают давление примерно 1500 фунтов на кв. дюйм (10342 КПа) и скорость подачи 2516 баррелей в сутки, контролируют в четвертой контрольной точке 442. Затем смесь 440 водорода, разбавителя и сырья проходит через теплообменник 444, который нагревает смесь 440 водорода, разбавителя и сырья с использованием ректифицированного продукта 610, в результате чего образуется поток 446 теплообменника. Мощность теплообменника 444 составляет около 2,584 миллиона британских тепловых единиц/час (756 киловатт).
Поток 446 теплообменника контролируют в пятой контрольной точке 448, в которой получают информацию о параметрах потока 446 теплообменника.
Затем поток 446 теплообменника поступает в подогреватель 450 реактора, способный нагревать поток 446 теплообменника с мощностью 5,0 миллионов британских тепловых единиц/час (1456 киловатт) и создавать предварительно подогретый поток 452. Предварительно подогретый поток 452 контролируют в шестой контрольной точке 454 и при помощи индикатора-регулятора 456 температуры (TIC).
Для обеспечения топливом подогревателя 450 реактора используют топливный газ 458, который подают через третий клапан 460 и контролируют при помощи индикатора-регулятора 462 давления (PIC). PIC 462 соединен с третьим клапаном 460 и индикатором-регулятором 456 температуры (TIC).
В третьей зоне 466 смешивания предварительно подогретый поток 452 соединяют с рециркулирующим потоком 464, в результате чего образуется предварительно подогретый рециркулирующий поток 468. Предварительно подогретый рециркулирующий поток 468 контролируют в седьмой контрольной точке 470. Затем предварительно подогретый рециркулирующий поток 468 смешивают в смесителе 472 и получают смесь 474 рециркулирующего продукта и сырья. Затем смесь 474 рециркулирующего продукта и сырья поступает во входной сепаратор 476 реактора. Входной сепаратор 476 реактора имеет размеры 1,52 м на 3,05 м.
Во входном сепараторе 476 реактора смесь 474 рециркулирующего продукта и сырья разделяют на отработавшие газы 478 входного сепаратора и сепарированную на входе смесь 480. Отработавшие газы 478 входного сепаратора вытекают из входного сепаратора 476 через третье контрольное отверстие 482, соединенное с индикатором 484 подачи сырья. Затем отработавшие газы 478 входного сепаратора проходят через четвертый клапан 486, восьмую контрольную точку 488, после чего их сжигают в факеле или иным способом удаляют из системы 400.
С четвертым клапаном 486 и входным сепаратором 476 реактора соединен индикатор-регулятор 490 уровня жидкости (LIC).
Сепарированная на входе смесь 480, которая вытекает из входного сепаратора 476 реактора, имеет следующие параметры: температуру около 590°F (310°C) и давление 1500 фунтов на кв. дюйм (10342 КПа), которые контролируют в девятой контрольной точке 500.
Сепарированную на входе смесь 480 соединяют с катализатором в реакторе 504, чтобы получить прореагировавшую смесь 506. Переработку прореагировавшей смеси 506 контролируют при помощи TIC 508 и в десятой контрольной точке 510. Прореагировавшая смесь 506, которая поступает в выходной сепаратор 512 реактора, имеет следующие параметры: температуру 605°F (318°C) и давление 1450 фунтов на кв. дюйм (9997 КПа).
В выходном сепараторе 512 реактора прореагировавшую смесь 506 разделяют, в результате чего образуются отработавшие газы 514 выходного сепаратора и сепарированная на выходе смесь 516. Отработавшие газы 514 выходного сепаратора вытекают из выходного сепаратора 512 реактора и проходят через контрольное устройство 515 PIC 518. Затем отработавшие газы 514 выходного сепаратора проходят через одиннадцатую контрольную точку 520 и пятый клапан 522, после чего их сжигают в факеле или иным способом удаляют из системы 400.
Выходной сепаратор 512 реактора соединен с LIC 524. Выходной сепаратор 512 реактора имеет размеры 1,52 м на 3,05 м.
Сепарированная на выходе смесь 516 вытекает из выходного сепаратора 512 реактора, после чего в первой зоне 528 разделения ее разделяют на рециркулирующий поток 464 и непрерывную сепарированную на выходе смесь 526.
Рециркулирующий поток 464 при помощи циркуляционных насосов 530 нагнетают через двенадцатую контрольную точку 532 в четвертое контрольное отверстие 534. Четвертое контрольное отверстие 534 соединено с FIC 536, который соединен с TIC 508. FIC 536 управляет шестым клапаном 538. Рециркулирующий поток 464 выходит из четвертого контрольного отверстия 534, протекает через шестой клапан 538 и поступает в третью зону 466 смешивания, где его соединяют с предварительно нагретым потоком 453, как это описано выше.
Сепарированная на выходе смесь 526 выходит из первой зоны 528 смешивания и протекает через седьмой клапан 540, которым управляет LIC 524. Затем сепарированная на выходе смесь 526 проходит через тринадцатую контрольную точку 542 и поступает в нагреватель 544 выходящего потока.
Затем сепарированная на выходе смесь 526 поступает в нагреватель 544 выходящего потока, способный нагревать сепарированную на выходе смесь 526 с мощностью 3,0 миллиона британских тепловых единиц/час (879 киловатт), в результате чего образуется нагретый выходящий поток 546. Нагретый выходящий поток 546 контролируют при помощи TIC 548 и в четырнадцатой контрольной точке 550. Для обеспечения топливом нагревателя 554 выходящего потока используют топливный газ 552, который подают через восьмой клапан 554 и контролируют при помощи PIC 556. PIC 556 соединен с восьмым клапаном 554 и TIC 548.
Нагретый выходящий поток 546 поступает из четырнадцатой контрольной точки 550 в ректификатор 552. Ректификатор 552 соединен с LIC 554. Через двадцатую контрольную точку 558 в ректификатор 552 поступает пар 556. В ректификатор 552 также поступает обратный поток 560 разбавителя. Ректификатор 522 имеет размеры 1,07 м на 16,46 м.
Из ректификатора 552 вытекает поток 562 разбавителя, который проходит через контрольные устройства TIC 564 и пятнадцатую контрольную точку 556. Затем поток 562 разбавителя протекает через парциальный конденсатор 568 ректификатора. Парциальный конденсатор 568 ректификатора использует поток CWS/R 570 для преобразования потока 562 разбавителя в конденсированный разбавитель 572. Парциальный конденсатор 568 ректификатора имеет мощность 5,56 миллионов британских тепловых единиц/час (1629 киловатт).
Затем конденсированный разбавитель 572 поступает в сборник 574 орошающей фракции ректификатора. Сборник 574 орошающей фракции имеет размеры 1,07 м на 3,05 м. Работу сборника 574 орошающей фракции контролирует LIC 592. Сборник 574 орошающей фракции разделяет конденсированный разбавитель 572 на три потока: сливной поток 576, поток 580 газа и поток 590 разбавителя.
Сливной поток 576 вытекает из сборника 574 орошающей фракции, проходит через контрольное устройство 578 и выходит из системы.
Поток 580 газа вытекает из сборника 574 орошающей фракции, проходит через восемнадцатую контрольную точку 594 и насос 596, в результате чего образуется подаваемый насосом поток 598 разбавителя. Затем во второй зоне 600 разделения подаваемый насосом поток 598 разбавителя разделяют на разбавитель 404 и обратный поток 560 разбавителя. Разбавитель 404 поступает из второй зоны 600 разделения через десятый клапан 602 и третью контрольную точку 604. Затем разбавитель 404 проходит через третью контрольную точку 604 и поступает в первую зону 406 смешивания, где его соединяют с сырьем 401, как это описано выше.
Обратный поток 560 разбавителя выходит из второй зоны 600 разделения и через девятнадцатую контрольную точку 606, одиннадцатый клапан 608 поступает в ректификатор 552. Одиннадцатый клапан 608 соединен с TIC 564.
Из ректификатора 552 выходит ректифицированный продукт 610, который проходит через двадцать первую контрольную точку 612 и поступает в теплообменник, в результате чего образуется передавший тепло ректифицированный продукт 614. Затем передавший тепло ректифицированный продукт 614 проходит через двадцать вторую контрольную точку 615 и насос 616. Передавший тепло ректифицированный продукт 614 выходит из насоса 616 через пятое контрольное отверстие 618. Пятое контрольное отверстие 618 соединено с индикатором 620 подачи сырья. Затем передавший тепло ректифицированный продукт 614 выходит из пятого контрольного отверстия 618 и поступает в двенадцатый клапан 622. Двенадцатый клапан 622 соединен с LIC 554. Из двенадцатого клапана 622 передавший тепло ректифицированный продукт 614 через двадцать третью контрольную точку 624 поступает в охладитель 626, в котором его охлаждают и получают конечный продукт 632. Охладитель 626 использует CWS/R 628. Охладитель имеет мощность 0,640 миллиона британских тепловых единиц/час (187,5 киловатт). Конечный продукт 632 выходит из охладителя 626, проходит через двадцать четвертую контрольную точку 630 и выходит из системы 400.
На фиг.5 показана технологическая блок-схема многоступенчатой гидроочистительной установки, в целом обозначенной позицией 700. В зоне 716 сырье 700 соединяют с водородом и первым рециркулирующим потоком 714, в результате чего образуется объединенный поток 720 сырья, водорода и рециркулирующего потока. Объединенный поток 720 сырья, водорода и рециркулирующего потока поступает в первый реактор 724, в котором он вступает в реакцию, и образуется первый выходящий поток 730 реактора. В зоне 732 первый выходящий поток 730 реактора делят на первый рециркулирующий поток 714 и первый непрерывный поток 740 реактора. Первый непрерывный поток 740 реактора поступает в поглотитель 742, в котором удаляют отработавшие газы 744, такие как H2S, NH3 и Н2О, в результате чего образуется очищенный поток 750.
В зоне 756 очищенный поток 750 соединяют с дополнительным водородом 752 и вторым рециркулирующим потоком 754, в результате чего образуется объединенный очищенный поток 760 водорода и рециркулирующего потока. Объединенный очищенный поток 760 водорода и рециркулирующего потока поступает в реактор 764 насыщения, в котором он вступает в реакцию, в результате которой образуется второй выходящий поток 770 реактора. В зоне 772 второй выходящий поток 770 реактора делят на второй рециркулирующий поток 754 и выходящий поток 780 продукта.
На фиг.6 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком, в целом обозначенная позицией 800, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 810 разделения через первое отверстие 804 поступает сырье 802. Во второе отверстие 806 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 956, а через третье отверстие 808 из первой зоны 810 разделения выходит объединенный поток 812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 824 поступает в смеситель 820, в котором его соединяют с водородом 832, поступающим в смеситель 820 через второе впускное отверстие 828. Количество водорода 832 регулируют при помощи водородного клапана 830. Поток 822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из смесителя 820 через выпускное отверстие 826 и поступает в реактор 840 через впускное отверстие 842. В реакторе 840 поток 822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через слой 860 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород и легкие углеводороды 845 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 840. Газообразные продукты 845 удаляют из реактора 840 через отверстие 847. Скорость их удаления из реактора 840 через отверстие 847 регулируют при помощи выпускного клапана 870.
Уровень потока 822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи регулятора 850 уровня, расположенного над слоем 860 катализатора. Если уровень потока 822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, регулятор 850 уровня передает команду водородному клапану 830 увеличить количество водорода, поступающего в смеситель 820. Если уровень потока 822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, регулятор 850 уровня передает команду водородному клапану 830 уменьшить количество водорода, поступающего в смеситель 820.
Через выпускное отверстие 844 из реактора 840 выходит прореагировавшая жидкость 846. Прореагировавшая жидкость 846 через четвертое отверстие 942 поступает во вторую зону 940 разделения, где ее разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 952, который выходит из второй зоны 940 разделения через пятое отверстие 944, и рециркулированный прореагировавший продукт 956, который выходит из второй зоны 940 разделения через шестое отверстие 946. Рециркулированный прореагировавший продукт 956 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 960, после чего смешивают с сырьем 802 в первой зоне 810 разделения.
На фиг.7 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком, в целом обозначенная позицией 1000, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 1010 разделения через первое отверстие 1004 поступает сырье 1002. Во второе отверстие 1006 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 1156, а через третье отверстие 1008 из первой зоны 1010 разделения выходит объединенный поток 1012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 1012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 1024 поступает в смеситель 1020, в котором его соединяют с водородом 1032, поступающим в смеситель 1020 через второе впускное отверстие 1028. Количество водорода 1032 регулируют при помощи водородного клапана 1030. Поток 1022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из смесителя 1020 через выпускное отверстие 1026 и поступает в реактор 1040 через впускное отверстие 1042. В реакторе 1040 поток 1022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через слой 1060 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 1022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород и легкие углеводороды 1045 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 1040. Газообразные продукты 1045 удаляют из реактора 1040 через отверстие 1047. Скорость их удаления из реактора 1040 через отверстие 1047 регулируют при помощи выпускного клапана 1070.
Давление избыточного газообразного водорода и легких углеводородов 1045 регулируют при помощи регулятора 1050 давления, расположенного над слоем 1060 катализатора. Если давление газообразных продуктов 1045 превысит желаемый уровень, регулятор 1050 давления передает команду водородному клапану 1030 уменьшить количество водорода, поступающего в смеситель 1020. Если давление газообразных продуктов 1045 упадет ниже желаемого уровня, регулятор 1050 давления передает команду водородному клапану 1030 увеличить количество водорода, поступающего в смеситель 1020.
Через выпускное отверстие 1044 из реактора 1040 выходит прореагировавший продукт 1046. Прореагировавший продукт 1046 через четвертое отверстие 1142 поступает во вторую зону 1140 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 1152, который выходит из второй зоны 1140 разделения через пятое отверстие 1144, и рециркулированный прореагировавший продукт 1156, который выходит из второй зоны 1140 разделения через шестое отверстие 1146. Рециркулированный прореагировавший продукт 1156 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 1160, после чего смешивают с сырьем 1002 в первой зоне 1010 разделения.
На фиг.8 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком, в целом обозначенная позицией 1200, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 1210 разделения через первое отверстие 1204 поступает сырье 1202. Во второе отверстие 1206 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 1356, а через третье отверстие 1208 из первой зоны 1210 разделения выходит объединенный поток 1212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 1212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 1224 поступает в смеситель 1220, в котором его соединяют с водородом 1232, поступающим в смеситель 1220 через второе впускное отверстие 1228. Количество водорода 1232 регулируют при помощи водородного клапана 1230. Поток 1222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из смесителя 1220 через выпускное отверстие 1226 и поступает в реактор 1240 через впускное отверстие 1242. В реакторе 1240 поток 1222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через слой 1260 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 1222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород и легкие углеводороды 1245 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 1240. Газообразные продукты 1245 удаляют из реактора 1240 через отверстие 1247. Скорость их удаления из реактора 1240 через отверстие 1247 регулируют при помощи выпускного клапана 1270.
Уровень потока 1222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи регулятора 1250 уровня, расположенного над слоем 1260 катализатора. Если уровень потока 1222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, регулятор 1250 уровня передает команду водородному клапану 1230 увеличить количество водорода, поступающего в смеситель 1220. Если уровень потока 1222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, регулятор 1250 уровня передает команду водородному клапану 1230 уменьшить количество водорода, поступающего в смеситель 1220.
Через выпускное отверстие 1244 из реактора 1240 выходит прореагировавший продукт 1246. Прореагировавший продукт 1246 через четвертое отверстие 1342 поступает во вторую зону 1340 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 1352, который выходит из второй зоны 1340 разделения через пятое отверстие 1344, и рециркулированный прореагировавший продукт 1356, который выходит из второй зоны 1340 разделения через шестое отверстие 1346. Рециркулированный прореагировавший продукт 1356 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 1360, после чего смешивают с сырьем 1202 в первой зоне 1210 разделения.
На фиг.9 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком, в целом обозначенная позицией 1400, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 1410 разделения через первое отверстие 1404 поступает сырье 1402. Во второе отверстие 1406 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 1556, а через третье отверстие 1408 из первой зоны 1410 разделения выходит объединенный поток 1412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 1412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 1424 поступает в смеситель 1420, в котором его соединяют с водородом 1432, поступающим в смеситель 1420 через второе впускное отверстие 1428. Количество водорода 1432 регулируют при помощи водородного клапана 1430. Поток 1422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из смесителя 1420 через выпускное отверстие 1426 и поступает в реактор 1440 через впускное отверстие 1442. В реакторе 1440 поток 1422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через слой 1460 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 1422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород и легкие углеводороды 1445 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 1440. Газообразные продукты 1445 удаляют из реактора 1440 через отверстие 1447. Скорость их удаления из реактора 1440 через отверстие 1447 регулируют при помощи выпускного клапана 1470.
Давление избыточного газообразного водорода и легких углеводородов 1445 регулируют при помощи регулятора 1450 давления, расположенного над слоем 1460 катализатора. Если давление газообразных продуктов 1445 превысит желаемый уровень, регулятор 1450 давления передает команду водородному клапану 1430 уменьшить количество водорода, поступающего в смеситель 1420. Если давление газообразных продуктов 1445 упадет ниже желаемого уровня, регулятор 1450 давления передает команду водородному клапану 1430 увеличить количество водорода, поступающего в смеситель 1420.
Через выпускное отверстие 1444 из реактора 1440 выходит прореагировавший продукт 1446. Прореагировавший продукт 1446 через четвертое отверстие 1542 поступает во вторую зону 1540 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 1552, который выходит из второй зоны 1540 разделения через пятое отверстие 1544, и рециркулированный прореагировавший продукт 1556, который выходит из второй зоны 1540 разделения через шестое отверстие 1546. Рециркулированный прореагировавший продукт 1556 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 1560, после чего смешивают с сырьем 1402 в первой зоне 1410 разделения.
На фиг.10 схематически показана двухреакторная установка с нисходящим потоком, в целом обозначенная позицией 1800, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 1810 разделения через первое отверстие 1804 поступает сырье 1802. Во второе отверстие 1806 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 1956, а через третье отверстие 1808 из первой зоны 1810 разделения выходит объединенный поток 1812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 1812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 1824 поступает в первый смеситель 1820, в котором его соединяют с водородом 1832, поступающим в первый смеситель 1820 через второе впускное отверстие 1828. Количество водорода 1832 регулируют при помощи первого водородного клапана 1830. Поток 1822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 1820 через выпускное отверстие 1826 первого смесителя и поступает в первый реактор 1840 через впускное отверстие 1842. В первом реакторе 1840 поток 1822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 1860 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 1822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 1845 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части первого реактора 1840. Газообразный водород 1845 первого слоя катализатора удаляют из первого реактора 1840 через первое отверстие 1847. Скорость его удаления из первого реактора 1840 через первое отверстие 1847 регулируют при помощи первого выпускного клапана 1870.
Уровень потока 1822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи первого регулятора 1850 уровня, расположенного над первым слоем 1860 катализатора. Если уровень потока 1822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, первый регулятор 1850 уровня передает команду первому водородному клапану 1830 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 1820. Если уровень потока 1822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 1850 уровня передает команду первому водородному клапану 1830 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 1820.
Через выпускное отверстие 1844 из первого реактора 1840 выходит продукт 1846 первого слоя катализатора. Продукт 1846 первого слоя катализатора через третье впускное отверстие 1884 поступает по второй смеситель 1880, в котором его соединяют с водородом 1892, поступающим во второй смеситель 1880 через четвертое впускное отверстие 1888. Количество водорода 1892 регулируют при помощи второго водородного клапана 1890. Из второго смесителя 1880 через второе выпускное отверстие 1886 выходит поток 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода, который через впускное отверстие 1902 поступает во второй реактор 1900. Во втором реакторе 1900 поток 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода протекает через второй слой 1920 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 1905 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго реактора 1900. Газообразный водород 1905 второго слоя катализатора удаляют из второго реактора 1900 через второе отверстие 1907. Скорость его удаления из второго реактора 1900 через второе отверстие 1907 регулируют при помощи второго выпускного клапана 1930.
Уровень потока 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода контролируют при помощи второго регулятора 1910 уровня, расположенного над вторым слоем 1920 катализатора. Если уровень потока 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода превысит желаемый уровень, второй регулятор 1910 уровня передает команду второму водородному клапану 1890 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 1880. Если уровень потока 1882 продукта первого слоя катализатора/водорода упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 1910 уровня передает команду второму водородному клапану 1890 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 1880.
Через выпускное отверстие 1904 из второго реактора 1900 выходит прореагировавший продукт 1906. Прореагировавший продукт 1906 через четвертое отверстие 1942 поступает во вторую зону 1940 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 1952, который выходит из второй зоны 1940 разделения через пятое отверстие 1944, и рециркулированный прореагировавший продукт 1956, который выходит из второй зоны 1940 разделения через шестое отверстие 1946. Рециркулированный прореагировавший продукт 1956 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 1960, после чего смешивают с сырьем 1802 в первой зоне 1810 разделения.
На фиг.11 схематически показана двухреакторная установка с нисходящим потоком, в целом обозначенная позицией 2000, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 2010 разделения через первое отверстие 2004 поступает сырье 2002. Во второе отверстие 2006 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 2156, а через третье отверстие 2008 из первой зоны 2010 разделения выходит объединенный поток 2012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 2012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 2024 поступает в первый смеситель 2020, в котором его соединяют с водородом 2032, поступающим в первый смеситель 2020 через второе впускное отверстие 2028. Количество водорода 2032 регулируют при помощи первого водородного клапана 2030. Поток 2022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 2020 через выпускное отверстие 2026 первого смесителя и поступает в первый реактор 2040 через впускное отверстие 2042. В первом реакторе 2040 поток 2022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 2060 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 2045 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части первого реактора 2040. Газообразный водород 2045 первого слоя катализатора удаляют из первого реактора 2040 через первое отверстие 2047. Скорость его удаления из первого реактора 2040 через первое отверстие 2047 регулируют при помощи первого выпускного клапана 2070.
Давление избыточного газообразного водорода первого слоя катализатора и легких углеводородов 2045 контролируют при помощи первого регулятора 2050 давления, расположенного над первым слоем 2060 катализатора. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 2045 превысит желаемый уровень, первый регулятор 2050 давления передает команду первому водородному клапану 2030 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2020. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 2045 упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 2050 давления передает команду первому водородному клапану 2030 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2020.
Через выпускное отверстие 2044 из первого реактора 2040 выходит продукт 2046 первого слоя катализатора. Продукт 2046 первого слоя катализатора через третье впускное отверстие 2084 поступает по второй смеситель 2080, в котором его соединяют с водородом 2092, поступающим во второй смеситель 2080 через четвертое впускное отверстие 2088. Количество водорода 2092 регулируют при помощи второго водородного клапана 2090. Из второго смесителя 2080 через второе выпускное отверстие 2086 выходит поток 2082 продукта первого слоя катализатора/водорода, который через впускное отверстие 2102 поступает во второй реактор 2100. Во втором реакторе 2100 поток 2082 продукта первого слоя катализатора/водорода протекает через второй слой 2120 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2082 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 2105 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго реактора 2100. Газообразный водород 2105 второго слоя катализатора удаляют из второго реактора 2100 через второе отверстие 2107. Скорость его удаления из второго реактора 2100 через второе отверстие 2107 регулируют при помощи второго выпускного клапана 2130.
Давление избыточного газообразного водорода второго слоя катализатора и легких углеводородов 2105 контролируют при помощи второго регулятора 2110 давления, расположенного над вторым слоем 2120 катализатора. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 2105 превысит желаемый уровень, второй регулятор 2110 давления передает команду второму водородному клапану 2080 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2080. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 2105 упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 2110 давления передает команду второму водородному клапану 2090 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2080.
Через выпускное отверстие 2104 из второго реактора 2100 выходит прореагировавший продукт 2106. Прореагировавший продукт 2106 через четвертое отверстие 2142 поступает во вторую зону 2140 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 2152, который выходит из второй зоны 2140 разделения через пятое отверстие 2144, и рециркулированный прореагировавший продукт 2156, который выходит из второй зоны 2140 разделения через шестое отверстие 2146. Рециркулированный прореагировавший продукт 2156 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 2160, после чего смешивают с сырьем 2002 в первой зоне 2010 разделения.
На фиг.12 схематически показана двухреакторная установка с восходящим потоком, в целом обозначенная позицией 2200, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 2210 разделения через первое отверстие 2204 поступает сырье 2202. Во второе отверстие 2206 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 2356, а через третье отверстие 2208 из первой зоны 2210 разделения выходит объединенный поток 2212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 2212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 2224 поступает в первый смеситель 2220, в котором его соединяют с водородом 2232, поступающим в первый смеситель 2220 через второе впускное отверстие 2228. Количество водорода 2232 регулируют при помощи первого водородного клапана 2230. Поток 2222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 2220 через выпускное отверстие 2226 первого смесителя и поступает в первый реактор 2240 через впускное отверстие 2242. В первом реакторе 2240 поток 2222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 2260 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 2245 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части первого реактора 2240. Газообразный водород 2245 первого слоя катализатора удаляют из первого реактора 2240 через первое отверстие 2247. Скорость его удаления из первого реактора 2240 через первое отверстие 2247 регулируют при помощи первого выпускного клапана 2270.
Уровень потока 2222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи первого регулятора 2250 уровня, расположенного над первым слоем 2260 катализатора. Если уровень потока 2222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, первый регулятор 2250 уровня передает команду первому водородному клапану 2230 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2220. Если уровень потока 2222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 2250 уровня передает команду первому водородному клапану 2230 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2220.
Через выпускное отверстие 2244 из первого реактора 2240 выходит продукт 2246 первого слоя катализатора. Продукт 2246 первого слоя катализатора через третье впускное отверстие 2284 поступает по второй смеситель 2280, в котором его соединяют с водородом 2292, поступающим во второй смеситель 2280 через четвертое впускное отверстие 2288. Количество водорода 2292 регулируют при помощи второго водородного клапана 2290. Из второго смесителя 2280 через второе выпускное отверстие 2286 выходит поток 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода, который через впускное отверстие 2302 поступает во второй реактор 2300. Во втором реакторе 2300 поток 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода протекает через второй слой 2320 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 2305 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго реактора 2300. Газообразный водород 2305 второго слоя катализатора удаляют из второго реактора 2300 через второе отверстие 2307. Скорость его удаления из второго реактора 2300 через второе отверстие 2307 регулируют при помощи второго выпускного клапана 2330.
Уровень потока 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода контролируют при помощи второго регулятора 2310 уровня, расположенного над вторым слоем 2320 катализатора. Если уровень потока 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода превысит желаемый уровень, второй регулятор 2310 уровня передает команду второму водородному клапану 2290 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2280. Если уровень потока 2282 продукта первого слоя катализатора/водорода упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 2310 уровня передает команду второму водородному клапану 2290 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2280.
Через выпускное отверстие 2304 из второго реактора 2300 выходит прореагировавший продукт 2306. Прореагировавший продукт 2306 через четвертое отверстие 2342 поступает во вторую зону 2340 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 2352, который выходит из второй зоны 2340 разделения через пятое отверстие 2344, и рециркулированный прореагировавший продукт 2356, который выходит из второй зоны 2340 разделения через шестое отверстие 2346. Рециркулированный прореагировавший продукт 2356 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 2360, после чего смешивают с сырьем 2202 в первой зоне 2210 разделения.
На фиг.13 схематически показана двухреакторная установка с восходящим потоком, в целом обозначенная позицией 2400, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 2410 разделения через первое отверстие 2404 поступает сырье 2402. Во второе отверстие 2406 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 2556, а через третье отверстие 2408 из первой зоны 2410 разделения выходит объединенный поток 2412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 2412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 2424 поступает в первый смеситель 2420, в котором его соединяют с водородом 2432, поступающим в первый смеситель 2420 через второе впускное отверстие 2428. Количество водорода 2432 регулируют при помощи первого водородного клапана 2430. Поток 2422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 2420 через выпускное отверстие 2426 первого смесителя и поступает в первый реактор 2440 через впускное отверстие 2442. В первом реакторе 2440 поток 2422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 2460 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 2445 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части первого реактора 2440. Газообразный водород 2445 первого слоя катализатора удаляют из первого реактора 2440 через первое отверстие 2447. Скорость его удаления из первого реактора 2440 через первое отверстие 2447 регулируют при помощи первого выпускного клапана 2470.
Давление избыточного газообразного водорода первого слоя катализатора и легких углеводородов 2445 контролируют при помощи первого регулятора 2450 давления, расположенного над первым слоем 2460 катализатора. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 2445 превысит желаемый уровень, первый регулятор 2450 давления передает команду первому водородному клапану 2430 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2420. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 2445 упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 2450 давления передает команду первому водородному клапану 2430 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2420.
Через выпускное отверстие 2444 из первого реактора 2440 выходит продукт 2446 первого слоя катализатора. Продукт 2446 первого слоя катализатора через третье впускное отверстие 2484 поступает по второй смеситель 2480, в котором его соединяют с водородом 2492, поступающим во второй смеситель 2480 через четвертое впускное отверстие 2488. Количество водорода 2492 регулируют при помощи второго водородного клапана 2490. Из второго смесителя 2480 через второе выпускное отверстие 2486 выходит поток 2482 продукта первого слоя катализатора/водорода, который через впускное отверстие 2502 поступает во второй реактор 2500. Во втором реакторе 2500 поток 2482 продукта первого слоя катализатора/водорода протекает через второй слой 2520 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2482 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 2505 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго реактора 2500. Газообразный водород 2505 второго слоя катализатора удаляют из второго реактора 2500 через второе отверстие 2507. Скорость его удаления из второго реактора 2500 через второе отверстие 2507 регулируют при помощи второго выпускного клапана 2530.
Давление избыточного газообразного водорода второго слоя катализатора и легких углеводородов 2505 контролируют при помощи второго регулятора 2510 давления, расположенного над вторым слоем 2520 катализатора. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 2505 превысит желаемый уровень, второй регулятор 2510 давления передает команду второму водородному клапану 2490 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2480. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 2505 упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 2510 давления передает команду второму водородному клапану 2490 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2480.
Через выпускное отверстие 2504 из второго реактора 2500 выходит прореагировавший продукт 2506. Прореагировавший продукт 2506 через четвертое отверстие 2542 поступает во вторую зону 2540 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 2552, который выходит из второй зоны 2540 разделения через пятое отверстие 2544, и рециркулированный прореагировавший продукт 2556, который выходит из второй зоны 2540 разделения через шестое отверстие 2546. Рециркулированный прореагировавший продукт 2556 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 2560, после чего смешивают с сырьем 2402 в первой зоне 2410 разделения.
На фиг.14 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком с множеством слоев катализатора, в целом обозначенная позицией 2800, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 2810 разделения через первое отверстие 2804 поступает сырье 2802. Во второе отверстие 2806 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 2956, а через третье отверстие 2808 из первой зоны 2810 разделения выходит объединенный поток 2812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 2812 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 2824 поступает в первый смеситель 2820, в котором его соединяют с водородом 2832, поступающим в первый смеситель 2820 через второе впускное отверстие 2828. Количество водорода 2832 регулируют при помощи первого водородного клапана 2830. Поток 2822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 2820 через выпускное отверстие 2826 первого смесителя и поступает в реактор 2840 через впускное отверстие 2842. В реакторе 2840 поток 2822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 2860 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2822 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 2845 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 2840. Газообразный водород 2845 первого слоя катализатора удаляют из реактора 2840 через первое отверстие 2847. Скорость его удаления из реактора 2840 через первое отверстие 2847 регулируют при помощи первого выпускного клапана 2870.
Уровень потока 2822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи первого регулятора 2850 уровня, расположенного над первым слоем 2860 катализатора. Если уровень потока 2822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, первый регулятор 2850 уровня передает команду первому водородному клапану 2830 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2820. Если уровень потока 2822 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 2850 уровня передает команду первому водородному клапану 2830 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 2820.
Через третье впускное отверстие 2884 продукт 2846 первого слоя катализатора поступает во второй смеситель 2880, в котором его соединяют с водородом 2892, поступающим во второй смеситель 2880 через четвертое впускное отверстие 2888. Количество водорода 2892 регулируют при помощи второго водородного клапана 2890. Из второго смесителя 2880 через второе выпускное отверстие 2886 выходит поток 2882 продукта первого слоя катализатора/водорода, который протекает через второй слой 2920 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 2882 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 2905 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго слоя 2920 катализатора. Газообразный водород 2905 второго слоя катализатора удаляют через второе отверстие 2907 реактора. Скорость его удаления через второе отверстие 2907 регулируют при помощи второго выпускного клапана 2930.
Уровень потока 2882 продукта первого слоя катализатора/водорода контролируют при помощи второго регулятора 2910 уровня, расположенного над вторым слоем 2920 катализатора. Если уровень потока 2882 продукта первого слоя катализатора/водорода превысит желаемый уровень, второй регулятор 2910 уровня передает команду второму водородному клапану 2890 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2880. Если уровень потока 2882 продукта первого слоя катализатора/водорода упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 2910 уровня передает команду второму водородному клапану 2890 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 2880.
Через выпускное отверстие 2844 из реактора 2840 выходит прореагировавший продукт 2906. Прореагировавший продукт 2906 через четвертое отверстие 2942 поступает во вторую зону 2940 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 2952, который выходит из второй зоны 2940 разделения через пятое отверстие 2944, и рециркулированный прореагировавший продукт 2956, который выходит из второй зоны 2940 разделения через шестое отверстие 2946. Рециркулированный прореагировавший продукт 2956 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 2960, после чего смешивают с сырьем 2802 в первой зоне 2810 разделения.
На фиг.15 схематически показана реакторная установка с нисходящим потоком с множеством слоев катализатора, в целом обозначенная позицией 300, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 3010 разделения через первое отверстие 3004 поступает сырье 3002. Во второе отверстие 3006 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 3156, а через третье отверстие 3008 из первой зоны 3010 разделения выходит объединенный поток 3012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 3012 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 3024 поступает в первый смеситель 3020, в котором его соединяют с водородом 3032, поступающим в первый смеситель 3020 через второе впускное отверстие 3028. Количество водорода 3032 регулируют при помощи первого водородного клапана 3030. Поток 3022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 3020 через выпускное отверстие 3026 первого смесителя и поступает в реактор 3040 через впускное отверстие 3042. В реакторе 3040 поток 3022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 3060 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3022 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 3045 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 3040. Газообразный водород 3045 первого слоя катализатора удаляют из реактора 3040 через первое отверстие 3047. Скорость его удаления из первого реактора 3040 через первое отверстие 3047 регулируют при помощи первого выпускного клапана 3070.
Давление избыточного газообразного водорода первого слоя катализатора и легких углеводородов 3045 контролируют при помощи первого регулятора 3050 давления, расположенного над первым слоем 3060 катализатора. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 3045 превысит желаемый уровень, первый регулятор 3050 давления передает команду первому водородному клапану 3030 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3020. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 3045 упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 3050 давления передает команду первому водородному клапану 3030 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3020.
Через третье впускное отверстие 3084 продукт 3046 первого слоя катализатора поступает во второй смеситель 3080, в котором его соединяют с водородом 3092, поступающим во второй смеситель 3080 через четвертое впускное отверстие 3088. Количество водорода 3092 регулируют при помощи второго водородного клапана 3090. Из второго смесителя 3080 через второе выпускное отверстие 3086 выходит поток 3082 продукта первого слоя катализатора/водорода, который протекает через второй слой 3120 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3082 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 3105 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго слоя 3120 катализатора. Газообразный водород 3105 второго слоя катализатора удаляют через второе отверстие 3107 реактора. Скорость его удаления через второе отверстие 3107 регулируют при помощи второго выпускного клапана 3130.
Давление избыточного газообразного водорода второго слоя катализатора и легких углеводородов 3105 контролируют при помощи второго регулятора 3110 давления, расположенного над вторым слоем 3120 катализатора. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 3105 превысит желаемый уровень, второй регулятор 3110 давления передает команду второму водородному клапану 3090 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3080. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 3105 упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 3110 давления передает команду второму водородному клапану 3090 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3080.
Через выпускное отверстие 3004 из реактора 3040 выходит прореагировавший продукт 3106. Прореагировавший продукт 3106 через четвертое отверстие 3142 поступает во вторую зону 3140 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 3152, который выходит из второй зоны 3140 разделения через пятое отверстие 3144, и рециркулированный прореагировавший продукт 3156, который выходит из второй зоны 3140 разделения через шестое отверстие 3146. Рециркулированный прореагировавший продукт 3156 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 3160, после чего смешивают с сырьем 3002 в первой зоне 3010 разделения.
На фиг.16 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком с множеством слоев катализатора, в целом обозначенная позицией 3200, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от уровня жидкости в реакторе. В первую зону 3210 разделения через первое отверстие 3204 поступает сырье 3202. Во второе отверстие 3206 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 3356, а через третье отверстие 3208 из первой зоны 3210 разделения выходит объединенный поток 3212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 3212 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 3224 поступает в первый смеситель 3220, в котором его соединяют с водородом 3232, поступающим в первый смеситель 3220 через второе впускное отверстие 3228. Количество водорода 3232 регулируют при помощи первого водородного клапана 3230. Поток 3222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 3220 через выпускное отверстие 3226 первого смесителя и поступает в реактор 3240 через впускное отверстие 3242. В реакторе 3240 поток 3222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 3260 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3222 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 3245 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 3240. Газообразный водород 3245 первого слоя катализатора удаляют из реактора 3240 через первое отверстие 3247. Скорость его удаления из реактора 3240 через первое отверстие 3247 регулируют при помощи первого выпускного клапана 3270.
Уровень потока 3222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода контролируют при помощи первого регулятора 3250 уровня, расположенного над первым слоем 3260 катализатора. Если уровень потока 3222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода превысит желаемый уровень, первый регулятор 3250 уровня передает команду первому водородному клапану 3230 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3220. Если уровень потока 3222 жидкого рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 3250 уровня передает команду первому водородному клапану 3230 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3220.
Через третье впускное отверстие 3284 продукт 3246 первого слоя катализатора поступает во второй смеситель 3280, в котором его соединяют с водородом 3292, поступающим во второй смеситель 3280 через четвертое впускное отверстие 3288. Количество водорода 3292 регулируют при помощи второго водородного клапана 3290. Из второго смесителя 3280 через второе выпускное отверстие 3286 выходит поток 3282 продукта первого слоя катализатора/водорода, который протекает через второй слой 3120 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3282 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 3305 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго слоя 3320 катализатора. Газообразный водород 3305 второго слоя катализатора удаляют через второе отверстие 3307 реактора. Скорость его удаления через второе отверстие 3307 регулируют при помощи второго выпускного клапана 3330.
Уровень потока 3282 продукта первого слоя катализатора/водорода контролируют при помощи второго регулятора 3310 уровня, расположенного над вторым слоем 3320 катализатора. Если уровень потока 3282 продукта первого слоя катализатора/водорода превысит желаемый уровень, второй регулятор 3310 уровня передает команду второму водородному клапану 3290 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3280. Если уровень потока 3282 продукта первого слоя катализатора/водорода упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 3310 уровня передает команду второму водородному клапану 3290 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3280.
Через выпускное отверстие 3244 из реактора 3240 выходит прореагировавший продукт 3306. Прореагировавший продукт 3306 через четвертое отверстие 3342 поступает во вторую зону 3340 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 3352, который выходит из второй зоны 3340 разделения через пятое отверстие 3344, и рециркулированный прореагировавший продукт 3356, который выходит из второй зоны 3340 разделения через шестое отверстие 3346. Рециркулированный прореагировавший продукт 3356 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 3360, после чего смешивают с сырьем 3202 в первой зоне 3210 разделения.
На фиг.17 схематически показана реакторная установка с восходящим потоком с множеством слоев катализатора, в целом обозначенная позицией 3400, в которой количество жидкости в реакторе регулируют в зависимости от давления газа в реакторе. В первую зону 3410 разделения через первое отверстие 3404 поступает сырье 3402. Во второе отверстие 3406 поступает рециркулированный прореагировавший продукт 3556, а через третье отверстие 3408 из первой зоны 3410 разделения выходит объединенный поток 3412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья. Затем объединенный поток 3412 рециркулированного прореагировавшего продукта и сырья через первое впускное отверстие 3424 поступает в первый смеситель 3420, в котором его соединяют с водородом 3432, поступающим в первый смеситель 3420 через второе впускное отверстие 3428. Количество водорода 3432 регулируют при помощи первого водородного клапана 3430. Поток 3422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода выходит из первого смесителя 3420 через выпускное отверстие 3426 первого смесителя и поступает в реактор 3440 через впускное отверстие 3442. В реакторе 3440 поток 3422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода протекает через первый слой 3460 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3422 рециркулированного прореагировавшего продукта/сырья/водорода газообразный водород первого слоя катализатора и легкие углеводороды 3445 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части реактора 3440. Газообразный водород 3445 первого слоя катализатора удаляют из реактора 3440 через первое отверстие 3447. Скорость его удаления из первого реактора 3440 через первое отверстие 3447 регулируют при помощи первого выпускного клапана 3470.
Давление избыточного газообразного водорода первого слоя катализатора и легких углеводородов 3445 контролируют при помощи первого регулятора 3450 давления, расположенного над первым слоем 3460 катализатора. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 3445 превысит желаемый уровень, первый регулятор 3450 давления передает команду первому водородному клапану 3430 уменьшить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3420. Если давление газообразного водорода первого слоя катализатора 3445 упадет ниже желаемого уровня, первый регулятор 3450 давления передает команду первому водородному клапану 3430 увеличить количество водорода, поступающего в первый смеситель 3420.
Через третье впускное отверстие 3484 продукт 3446 первого слоя катализатора поступает во второй смеситель 3480, в котором его соединяют с водородом 3492, поступающим во второй смеситель 3480 через четвертое впускное отверстие 3488. Количество водорода 3492 регулируют при помощи второго водородного клапана 3490. Из второго смесителя 3480 через второе выпускное отверстие 3486 выходит поток 3482 продукта первого слоя катализатора/водорода, который протекает через второй слой 3520 катализатора, где и происходит реакция. В ходе реакции потока 3482 продукта первого слоя катализатора/водорода газообразный водород второго слоя катализатора и легкие углеводороды 3505 могут выходить из растворенного состояния и накапливаться в верхней части второго слоя 3520 катализатора. Газообразный водород 3505 второго слоя катализатора удаляют через второе отверстие 3507 реактора. Скорость его удаления через второе отверстие 3507 регулируют при помощи второго выпускного клапана 3530.
Давление избыточного газообразного водорода второго слоя катализатора и легких углеводородов 3505 контролируют при помощи второго регулятора 3510 давления, расположенного над вторым слоем 3520 катализатора. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 3505 превысит желаемый уровень, второй регулятор 3510 давления передает команду второму водородному клапану 3490 уменьшить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3480. Если давление газообразного водорода второго слоя катализатора 3505 упадет ниже желаемого уровня, второй регулятор 3510 давления передает команду второму водородному клапану 3490 увеличить количество водорода, поступающего во второй смеситель 3480.
Через выпускное отверстие 3404 из реактора 3440 выходит прореагировавший продукт 3506. Прореагировавший продукт 3506 через четвертое отверстие 3542 поступает во вторую зону 3540 разделения, где его разделяют на два потока: разделенный прореагировавший продукт 3552, который выходит из второй зоны 3540 разделения через пятое отверстие 3544, и рециркулированный прореагировавший продукт 3556, который выходит из второй зоны 3540 разделения через шестое отверстие 3546. Рециркулированный прореагировавший продукт 3556 нагнетают при помощи циркуляционного насоса 3560, после чего смешивают с сырьем 3402 в первой зоне 3410 разделения.
На фиг.18 схематически показан реактор, в целом обозначенный позицией 4000, с одним слоем катализатора и регулятором уровня жидкости для применения в процессе непрерывной жидкофазной гидропереработки с нисходящим потоком. Реактор 4000 состоит из корпуса 4010, который имеет впускное отверстие 4042 и выпускное отверстие 4044. Внутреннее пространство реактора 4000 поделено на две зоны: верхнюю зону 4020, в которой помещается газ 4025, и нижнюю зону 4030 значительно большего размера, в которой помещается слой 4060 катализатора, состоящий из частиц 4062 катализатора и жидкости 4035.
Для поддержания уровня жидкости 4034 в нижней зоне 4030 выше слоя 4060 катализатора используют регулятор 4050 уровня. Через канал 4047 из верхней зоны 4020 с заданной постоянной скоростью выпускают газ 4025. Каналом 4047 управляют при помощи выпускного клапана 4070.
На фиг.19 схематически показан реактор, в целом обозначенный позицией 4200, с множеством слоев катализатора и регуляторами давления для применения в процессе непрерывной жидкофазной гидропереработки с восходящим потоком. Реактор 4200 состоит из корпуса 4210, который имеет впускное отверстие 4242 и выпускное отверстие 4244. Во внутреннем пространстве реактора 4200 помещается первый слой 4260 катализатора, состоящий из частиц 4262 катализатора, за которым следует смеситель 4280, и затем второй слой 4320 катализатора, состоящий из частиц 4322 катализатора.
Часть реактора 4200, расположенная между впускным отверстием 4242 и смесителем 4280, поделена на две зоны: верхнюю зону 4220, в которой помещается газ 4225, и нижнюю зону 4230 значительно большего размера, в которой помещается слой 4260 катализатора и жидкость 4235.
Для поддержания давления газа 4225 в верхней зоне 4220 на заданном уровне используют регулятор 4250 уровня. Через канал 4247 из верхней зоны 4220 с заданной постоянной скоростью выпускают газ 4225. Каналом 4247 управляют при помощи выпускного клапана 4270.
Смеситель 4280 имеет первое впускное отверстие 4284 для подачи жидкости 4235 в смеситель 4280, второе впускное отверстие 4288 для подачи водорода в смеситель 4280 и выпускное отверстие 4286, сообщающееся со вторым слоем 4320 катализатора.
Часть реактора 4200, расположенная между смесителем 4280 и выпускным отверстием 4244, поделена на две зоны: верхнюю зону 4350, в которой помещается газ 4355, и нижнюю зону 4360 значительно большего размера, в которой помещается слой 4320 катализатора и жидкость 4365.
Для поддержания давления газа 4355 в верхней зоне 4350 на заданном уровне используют регулятор 4310 уровня. Через канал 4307 из верхней зоны 4350 с заданной постоянной скоростью выпускают газ 4355. Каналом 4307 управляют при помощи выпускного клапана 4330.
Согласно настоящему изобретению деасфальтирующие растворители включают пропан, бутан и/или пентаны. Другие разбавителя сырья включают легкие углеводороды, легкие дистилляты, нафту, дизельное топливо, вакуумный газойль, предварительно гидропереработанное сырье, рециркулированный продукт гидрокрекинга, изомеризованный продукт, рециркулированный деметаллизованный продукт и т.п.
Кроме того, в настоящем изобретении присутствует система регулирования реактора для непрерывной жидкофазной гидропереработки. Реактор имеет верхнюю зону для газа и нижнюю зону значительно большего размера для жидкостей, окружающих катализатор, слой катализатора, вход, верхнюю зону для временного размещения газов, изотермическую нижнюю зону, выход, отверстие и клапан на отверстии. Далее реактор имеет систему контроля. Система контроля включает:
(a) индикатор, установленный на упомянутом реакторе,
(b) средство определения количества жидкости в упомянутом реакторе,
(c) показания индикатора, поступающие от упомянутого средства определения,
(d) средство преобразования упомянутых показаний индикатора в сигнал индикатора,
(e) компьютер, в который поступает упомянутый сигнал индикатора,
(f) средство передачи сигнала индикатора упомянутому компьютеру,
(g) компьютерную программу для интерпретации упомянутого сигнала индикатора и осуществления регулирования в зависимости от упомянутого сигнала индикатора,
(h) средство преобразования упомянутого регулирования в сигнал регулирования,
(i) средство передачи упомянутого сигнала регулирования,
(j) клапан управления подачей водорода, расположенный перед реактором, для регулирования количества водорода, поступающего в сырье,
(k) средство интерпретации сигнала регулирования на упомянутом клапане управления подачей водорода и
(l) средство регулирования упомянутого клапана управления подачей водорода в зависимости от упомянутого средства интерпретации
Пример 1
Сырье, выбранное из группы, включающей нефтяные фракции, дистилляты, кубовые остатки, парафины, смазочные материалы, деасфальтированную нефть или топливо, кроме дизельного топлива, подвергли гидроочистке при температуре 620°К с целью удаления серы и азота. Для получения продукта согласно техническим требованиям необходимо, чтобы в реакцию вступало примерно 200 стандартных кубических футов (5,66 м3) водорода на баррель дизельного топлива. Использовали разбавитель, выбранный из группы, включающей пропан, бутан, пентан, легкие углеводороды, легкие дистилляты, нафту, дизельное топливо, вакуумный газойль, предварительно гидропереработанное сырье или их сочетание. Для осуществления требуемых реакций может использоваться трубчатый реактор, у которого температура на выходе составляет 620°К, давление 65 или 95 бар, а соотношение между рециркулированным продуктом и сырьем равно 1/1 или 2/1.
Пример 2
Сырье, выбранное из группы, включающей нефтяные фракции, дистилляты, кубовые остатки, масла, парафины, смазочные материалы, деасфальтированную нефть и т.п., кроме деасфальтированной нефти, подвергли гидроочистке при температуре 620°К с целью удаления серы и азота и насыщения ароматическими углеводородами. Для получения продукта согласно техническим требованиям необходимо, чтобы в реакцию вступало примерно 1000 стандартных кубических футов (28,32 м3) водорода на баррель деасфальтированной нефти. Использовали разбавитель, выбранный из группы, включающей пропан, бутан, пентан, легкие углеводороды, легкие дистилляты, нафту, дизельное топливо, вакуумный газойль, предварительно гидропереработанное сырье или их сочетание. Для обеспечения всего необходимого для реакции водорода при условии повышения температуры менее чем на 20°К может использоваться трубчатый реактор, у которого температура на выходе составляет 620°К, давление 80 бар, а соотношение между рециркулированным продуктом и сырьем равно 2,5/1.
Пример 3
Способ и устройство непрерывной жидкофазной гидропереработки, описанные и проиллюстрированные в настоящем изобретении.
Пример 4
Усовершенствованный способ гидропереработки, включающий стадию смешивания и/или мгновенного испарения водорода и очищаемой нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода является высокой по сравнению с нефтяным сырьем.
Пример 5
Описанный выше Пример 4, в котором разбавитель выбирают из группы, включающей пропан, бутан, пентан, легкие углеводороды, легкие дистилляты, нафту, дизельное топливо, вакуумный газойль, предварительно гидропереработанное сырье или их сочетание.
Пример 6
Описанный выше Пример 5, в котором сырье выбирают из группы, включающей нефть, нефтяные фракции, дистиллят, кубовые остатки, дизельное топливо, деасфальтированную нефть, парафины, смазочные материалы и т.п.
Пример 7
Способ непрерывной жидкофазной гидропереработки, включающий стадии, на которых сырье смешивают с разбавителем, смесь разбавителя/сырья насыщают водородом до загрузки в реактор, в реакторе вводят в реакцию смесь сырья/разбавителя/водорода в присутствии катализатора с целью насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязнителей или с целью уменьшения молекулярной массы или крекинга.
Пример 8
Описанный выше Пример 7, в котором в реакторе поддерживают давление 500-5000 фунтов на кв. дюйм (3447-34473 КПа), предпочтительно 1000-3000 фунтов на кв. дюйм (6895-20684 КПа).
Пример 9
Описанный выше Пример 8, включающий дополнительную стадию, на которой реактор работает в условиях за критической точкой растворения в отсутствии предела растворимости.
Пример 10
Описанный выше Пример 9, включающий дополнительную стадию, на которой из выходящего потока реактора удаляют тепло, отделяют разбавитель от прореагировавшего сырья и возвращают разбавитель в повторный цикл в точку перед реактором.
Пример 11
Подвергнутый гидропереработке, гидроочистке, гидрорафинированию, гидроперегонке, гидрокрекингу и т.п. нефтепродукт, полученный согласно одному из описанных выше примеров.
Пример 12
Корпус реактора для применения в усовершенствованном процессе гидроочистки согласно настоящему изобретению, у которого в относительно небольших трубах диаметром 2 дюйма (5,08 см) находится катализатор и который имеет объем 40 куб. футов (1,13 м3), при этом реактор рассчитан на давление примерно до 3000 фунтов на кв. дюйм (20684 КПа).
Пример 13
В ходе процесса деасфальтизации с использованием растворителя восемь объемов n-бутана ввели в контакт с одним объемом остатков со дна вакуумной перегонной колонны. После удаления пека, но до регенерации растворителя из деасфальтированной нефти нагнетали смесь растворителя и деасфальтированной нефти под давлением 1000-1500 фунтов на кв. дюйм (6895-10342 КПа) и смешивали с водородом примерно из расчета 900 стандартных кубических футов (25,4 м3) водорода на баррель деасфальтированной нефти. Смесь растворителя/деасфальтированной нефти/водорода нагрели до температуры около 590-620°К и ввели в контакт с катализатором с целью удаления серы, азота и насыщения ароматическими углеводородами. После гидроочистки из гидроочищенной деасфальтированной нефти регенерировали бутан путем снижения давления примерно до 600 фунтов на кв. дюйм (4137 КПа).
Пример 14
По меньшей мере один из описанных выше примеров с использованием многостадийных реакторов, при этом два или более реактора с конструкцией согласно настоящему изобретению расположены последовательно и являются одинаковыми или отличающимися с точки зрения температуры, давления, катализатора и т.п., и/или с использованием реакторов с множеством слоек катализатора, при этом в одном реакторе согласно настоящему изобретению находятся два или более слоя катализатора.
Пример 15
Дополнительно к Примеру 14 использование многостадийных реакторов для получения продукции специального назначения, парафинов, смазочных материалов и т.п.
В нескольких словах гидрокрекинг представляет собой разрушение углерод-углеродных связей, а гидроизомеризация представляет собой перегруппировку углерод-углеродных связей. Гидрометаллизация представляет собой удаление металлов, обычно из остатков со дна вакуумной перегонной колонны или деасфальтированной нефти с целью предотвращения отравления катализатора в каталитических крекинг-установках и установках для гидрокрекинга.
Пример 16
Гидрокрекинг: один объем вакуумного газойля смешали с 1000 стандартных кубических футов (28,30 м3) водорода на баррель газойля и двумя объемами рециркулированного продукта гидрокрекинга (разбавителя) и пропустили через катализатор гидрокрекинга при температуре 750°F (399°C) и давлении 2000 футов на кв. дюйм (13789 КПа). Продукт гидрокрекинга содержал 20% нафты, 40% дизельного топлива и 40% кубовых остатков.
Пример 17
Гидроизомеризация: один объем сырья, содержавшего 80% твердого парафина, смешали с 200 стандартных кубических футов (5,66 м3) водорода на баррель сырья и одним объемом изомеризованного продукта в качестве разбавителя и пропустили через катализатор изомеризации при температуре 550°F (287,8°С) и давлении 2000 футов на кв. дюйм (13789 КПа). Изомеризованный продукт имел температуру потери текучести 30°F (-1°C) и индекс вязкости 140.
Пример 18
Гидрометаллизация: один объем сырья с общим содержанием металлов 80 частей на миллион смешали с 150 стандартных кубических футов (4,32 м3) водорода на баррель сырья и одним объемом рециркулированного деметаллизированного продукта и пропустили через катализатор при температуре 450°F (232°C) и давлении 1000 футов на кв. дюйм (6895 КПа). Общее содержание металлов в полученном продукте составляло 3 части на миллион.
В целом, процесс Фишера-Тропша относится к получению парафинов из окиси углерода и водорода (СО и Н2 или синтез-газа). Синтез-газ содержит CO2, СО, Н2, а источником его получения является в первую очередь уголь или природный газ. Затем синтез-газ вводят в реакцию на поверхности конкретных катализаторов с целью получения конкретных продуктов.
Синтез Фишера-Тропша представляет собой получение углеводородов, почти исключительно парафинов из СО и Н2 в присутствии нанесенного металлического катализатора. Классическим катализатором для синтеза Фишера-Тропша является железо, однако также используются другие металлические катализаторы.
Синтез-газ также может использоваться и используется для получения других химических продуктов, в основном, спиртов, хотя они и не являются продуктами реакций Фишера-Тропша. Предложенная в настоящем изобретении технология может применяться в любом каталитическом процессе, в котором один или несколько компонентов должны быть перенесены из газообразной фазы в жидкую фазу для введения в реакцию на поверхности катализатора
Пример 19
Способ двухстадийной гидропереработки, в котором первую стадию осуществляют в условиях, достаточных для удаления серы, азота, кислорода и т.п. [температура 620°К, давление 100 фунтов на кв. дюйм (689 КПа)], после чего удаляют загрязнители H2S, NH3 и воду и затем вводят в действие реактор второй стадии в условиях, достаточных для насыщения ароматическими углеводородами.
Пример 20
Процесс согласно по меньшей мере одному из описанных выше примеров, в котором с водородом дополнительно смешивают окись углерода (СО) и вводят смесь в контакт с катализатором Фишера-Тропша с целью синтеза углеводородов.
Пример 21
Процесс согласно по меньшей мере одному из описанных выше примеров, в котором количество смеси жидкого сырья/разбавителя/водорода в реакторе регулируют в зависимости от уровня смеси жидкого сырья/разбавителя/водорода и прореагировавшей смеси жидкого сырья/разбавителя/водорода в реакторе.
Уровень жидкости в реакторе поддерживают выше слоя катализатора и регулируют при помощи регулятора уровня. При повышении или снижении уровня жидкости в реакторе количество водорода, добавляемого в смесь сырья/разбавителя, корректируют, чтобы, соответственно, снизить или повысить уровень жидкости в реакторе.
Пример 22
Процесс согласно по меньшей мере одному из описанных выше примеров, в котором количество смеси жидкого сырья/разбавителя/водорода в реакторе регулируют в зависимости от давления избыточного газообразного водорода и легких углеводородов в верхней части реактора.
Давление газа в верхней части реактора поддерживают на заданном уровне, приемлемом для конкретного применения, с учетом сырья и желаемых характеристик продукции. При повышении или снижении давления газа в верхней части реактора количество водорода, добавляемого в смесь сырья/разбавителя, корректируют, чтобы, соответственно, снизить или повысить давление газа в верхней части реактора.
В усовершенствованном способе гидропереработки, гидроочистки, гидрорафинирования, гидроперегонки и/или гидрокрекинга согласно настоящему изобретению из смазочных масел и парафинов при относительно низком давлении и минимальном количестве катализатора удаляют загрязнители, при этом уменьшается или отпадает необходимость в нагнетании водорода под давлением в находящийся в реакторе раствор и повышается растворимость водорода за счет добавления разбавителя или растворителя или выбора разбавителя или растворителя. Например, разбавителем для тяжелой фракции является дизельное топливо, а разбавителем для легкой фракции является пентан. Кроме того, в случае использования в качестве разбавителя пентана можно добиться высокой растворимости. Помимо этого за счет использования предложенного в настоящем изобретении процесса можно добиться, чтобы стехиометрическое значение водорода в растворе превышало требуемое значение. При использовании предложенного в настоящем изобретении процесса также можно снизить затраты на корпус высокого давления и использовать для катализатора небольшие трубы в реакторе, чтобы снизить затраты. Кроме того, при использовании предложенного в настоящем изобретении процесса можно исключить необходимость в рециркуляционном компрессоре для водорода.
Несмотря на то, что настоящее изобретение применимо в обычном оборудовании для гидропереработки, гидроочистки, гидрорафинирования, гидроперегонки и/или гидрокрекинга, за счет возможности осуществления процесса при более низком давлении и/или рециркуляции растворителя, разбавителя, водорода или по меньшей мере части предварительно гидропереработанного сырья аналогичные или лучшие результаты могут быть получены при использовании менее дорогостоящего оборудования, реакторов, водородных компрессоров и т.п.
Несмотря на то, что проиллюстрированы лишь некоторые формы реализации изобретения, для специалистов в данной области техники ясно, что они не ограничивают изобретение, в которое могут быть внесены различные изменения и усовершенствования, не выходящие за объем изобретения. Соответственно, подразумевается, что приложенные притязания следует толковать расширительно и сообразно объему изобретения.

Claims (15)

1. Способ непрерывной жидкофазной гидропереработки с использованием реактора, который в установившемся режиме работает при заданной температуре и имеет верхнюю зону для газа и нижнюю зону значительно большего размера для водорода, растворенного в смеси жидкостей, окружающих катализатор, при этом упомянутые жидкости сводят к минимуму колебания упомянутой заданной температуры, включающий следующие стадии:
(a) смешивание жидкого сырья, содержащего загрязнитель или загрязнители, включающие, по меньшей мере, один из загрязнителей из числа серы, азота, кислорода, металлов и их сочетаний, с жидким разбавителем с получением непрерывной жидкофазной смеси разбавителя/сырья,
(b) смешивание упомянутой смеси разбавителя/сырья с водородом в условиях постоянного давления до загрузки в реактор с получением непрерывной жидкофазной смеси сырья/разбавителя/водорода,
(c) загрузка упомянутой непрерывной жидкофазной смеси сырья/разбавителя/водорода в реактор,
(d) взаимодействие упомянутой непрерывной жидкофазной смеси сырья/разбавителя/водорода на поверхности катализатора в реакторе с удалением упомянутого загрязнителя или загрязнителей из упомянутой непрерывной жидкофазной смеси сырья/разбавителя/водорода с получением прореагировавшей жидкости, избыточного газообразного водорода и легких газообразных углеводородов, в результате чего упомянутая прореагировавшая жидкость и упомянутая непрерывная жидкофазная смесь сырья/разбавителя/водорода образуют количество жидкостей в реакторе для обеспечения термически устойчивой массы,
(e) регулирование количества жидкостей в реакторе путем контроля упомянутого количества жидкостей или давления упомянутых газов в реакторе путем контроля упомянутого давления газа и увеличение или уменьшение количества водорода, добавляемого на стадии (b), для увеличения или уменьшения количества жидкостей или давления газа; и
(f) удаление избыточного газа из реактора для регулирования количества жидкостей в реакторе.
2. Способ по п.1 содержит регулирование количества жидкостей в реакторе в зависимости от уровня упомянутой жидкости в реакторе.
3. Способ по п.1 или 2 содержит регулирование количества жидкости в реакторе в зависимости от давления газа в реакторе.
4. Способ по п.1, отличающийся тем, что скорость удаления устанавливают таким образом, чтобы контролировать накопление углеводородов в системе.
5. Способ по п.1, отличающийся тем, что растворитель или разбавитель выбирают из группы, включающей тяжелый лигроин, пропан, бутан, пентан, легкие углеводороды, легкие дистилляты, нафту, дизельное топливо, вакуумный газойль, предварительно гидропереработанное сырье или их сочетание.
6. Способ по п.1, отличающийся тем, что сырье выбирают из группы, включающей нефть, нефтяные фракции, дистиллят, кубовые остатки, дизельное топливо, деасфальтированную нефть, парафины, смазочные материалы и продукты специального назначения.
7. Способ по п.1 дополнительно содержит то, что последовательно используются расположенные два или более реакторов.
8. Способ по 1, отличающийся тем, что для осуществления по меньшей мере одной из операций, включающих удаление серы, азота, кислорода, металлов и их сочетаний, насыщения ароматическими углеводородами или снижения молекулярной массы, используют реактор с множеством слоев катализатора.
9. Реактор системы непрерывной жидкофазной гидропереработки, в котором жидкости взаимодействуют с растворенным в жидкостях водородом на поверхности катализатора с получением прореагировавших жидкостей, избыточного газообразного водорода и легких газообразных углеводородов, при этом упомянутые жидкости дополнительно используют для сведения к минимуму колебаний температуры в реакторе, включающий:
(a) корпус с верхом и днищем,
(b) слой катализатора, содержащий частицы катализатора, которые заполняют большую часть упомянутого корпуса,
(c) впускное отверстие для осуществления впуска в упомянутый корпус смеси жидкостей с растворенным в них водородом,
(d) верхнюю зону упомянутого корпуса, предназначенную для временного размещения газов внутри упомянутого корпуса,
(e) по существу, изотермическую нижнюю зону упомянутого корпуса, предназначенную для временного размещения жидкостей, окружающих упомянутый слой катализатора, внутри упомянутого корпуса,
(f) выпускное отверстие для выпуска упомянутой прореагировавшей жидкости из упомянутого корпуса,
(g) систему регулирования для регулирования количества жидкостей в корпусе или для регулирования давления газообразного водорода путем увеличения или уменьшения количества водорода, добавляемого в упомянутые жидкости,
(h) вентиляционное отверстие для удаления упомянутого избыточного газообразного водорода и упомянутых легких газообразных углеводородов из упомянутого корпуса через верх упомянутого корпуса,
(i) клапан для регулирования количества газа, выходящего из упомянутого корпуса через упомянутое вентиляционное отверстие.
10. Реактор по п.9, отличающийся тем, что вход в корпус расположен вверху корпуса.
11. Реактор по п.9, отличающийся тем, что вход в корпус расположен на дне корпуса.
12. Реактор по п.9, отличающийся тем, что система регулирования включает:
(a) индикатор, установленный на упомянутом реакторе над слоем катализатора,
(b) средство определения количества жидкости в упомянутом реакторе,
(c) показания индикатора, поступающие от упомянутого средства определения,
(d) средство преобразования упомянутых показаний индикатора в сигнал индикатора,
(e) компьютер, в который поступает упомянутый сигнал индикатора,
(f) средство передачи сигнала индикатора упомянутому компьютеру,
(g) компьютерную программу для интерпретации упомянутого сигнала индикатора и осуществления регулирования в зависимости от упомянутого сигнала индикатора,
(h) средство преобразования упомянутого регулирования в сигнал регулирования,
(i) средство передачи упомянутого сигнала регулирования,
(j) клапан управления подачей водорода, расположенный перед реактором, для регулирования количества водорода, поступающего в сырье,
(k) средство интерпретации сигнала регулирования на упомянутом клапане управления подачей водорода и
(l) средство регулирования упомянутого клапана управления подачей водорода в зависимости от упомянутого средства интерпретации.
13. Реактор по п.12, отличающийся тем, что индикатор, установленный на реакторе, представляет собой индикатор уровня жидкости.
14. Реактор по п.12, отличающийся тем, что индикатор, установленный на реакторе, представляет собой индикатор давления газа.
15. Способ непрерывной жидкофазной гидропереработки с использованием реактора по п.9.
RU2007137780/04A 2005-03-24 2006-03-23 Система управления, способ и устройство для непрерывной жидкофазной гидропереработки RU2411285C2 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/089,477 2005-03-24
US11/089,477 US7569136B2 (en) 1997-06-24 2005-03-24 Control system method and apparatus for two phase hydroprocessing

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2007137780A RU2007137780A (ru) 2009-04-27
RU2411285C2 true RU2411285C2 (ru) 2011-02-10

Family

ID=37024640

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2007137780/04A RU2411285C2 (ru) 2005-03-24 2006-03-23 Система управления, способ и устройство для непрерывной жидкофазной гидропереработки

Country Status (11)

Country Link
US (1) US7569136B2 (ru)
EP (2) EP1861480A4 (ru)
JP (1) JP5350778B2 (ru)
KR (3) KR20130004525A (ru)
CN (1) CN101194001B (ru)
BR (1) BRPI0612172B1 (ru)
CA (2) CA2601995C (ru)
MX (2) MX363126B (ru)
RU (1) RU2411285C2 (ru)
SG (2) SG160392A1 (ru)
WO (1) WO2006102534A2 (ru)

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2495910C1 (ru) * 2012-11-27 2013-10-20 Андрей Владиславович Курочкин Реактор для гидропереработки углеводородного сырья
RU2531585C1 (ru) * 2013-06-04 2014-10-20 Михаил Борисович Гетин Реактор гидрокрекинга
RU2630773C1 (ru) * 2016-10-10 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для гидропереработки углеводородного сырья
RU2630774C1 (ru) * 2016-10-03 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Способ гидропереработки углеводородного сырья
RU2720809C2 (ru) * 2016-10-10 2020-05-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для получения ультрамалосернистого дизельного топлива

Families Citing this family (72)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20080023372A1 (en) * 2006-07-27 2008-01-31 Leonard Laura E Hydrocracking Process
US20080159928A1 (en) * 2006-12-29 2008-07-03 Peter Kokayeff Hydrocarbon Conversion Process
US7906013B2 (en) 2006-12-29 2011-03-15 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
CA2700095C (en) * 2007-09-28 2013-04-23 Japan Oil, Gas And Metals National Corporation Synthetic naphtha manufacturing method
US7799208B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-21 Uop Llc Hydrocracking process
US7794585B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US7803269B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-28 Uop Llc Hydroisomerization process
US7790020B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-07 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to improve cetane number
US7794588B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to decrease polyaromatics
US8008534B2 (en) * 2008-06-30 2011-08-30 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with temperature management
US9279087B2 (en) * 2008-06-30 2016-03-08 Uop Llc Multi-staged hydroprocessing process and system
US8999141B2 (en) * 2008-06-30 2015-04-07 Uop Llc Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor
CN101338220B (zh) * 2008-08-11 2016-08-03 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢方法
CN101358146B (zh) * 2008-09-05 2012-07-04 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢工艺
CN101353594B (zh) * 2008-09-12 2012-07-04 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢控制方法
CN101724444A (zh) * 2008-10-28 2010-06-09 中国石油化工股份有限公司 一种低成本的加氢工艺方法
CN101787305B (zh) * 2009-01-23 2013-03-20 中国石油化工股份有限公司 一种液相循环加氢处理方法和反应***
US8518241B2 (en) * 2009-06-30 2013-08-27 Uop Llc Method for multi-staged hydroprocessing
US8221706B2 (en) * 2009-06-30 2012-07-17 Uop Llc Apparatus for multi-staged hydroprocessing
CN101992048A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种反应器及其在烃油液固两相加氢中的应用
CN101992047A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种反应器及其在烃油两相加氢中的应用
CN101993719A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种烃油加氢方法及其反应器
CN101993721B (zh) * 2009-08-25 2016-04-13 中国石油化工股份有限公司 液相循环加氢处理方法和反应***
US8323476B2 (en) * 2009-12-17 2012-12-04 Uop Llc Solid catalyst liquid phase hydroprocessing using moving bed reactors
CN104785288A (zh) 2010-04-21 2015-07-22 埃克森美孚化学专利公司 二甲苯异构化方法及其催化剂
US20120000818A1 (en) * 2010-06-30 2012-01-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for the preparation of group ii and group iii lube base oils
US20120000829A1 (en) * 2010-06-30 2012-01-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for the preparation of group ii and group iii lube base oils
AU2011271515B2 (en) * 2010-06-30 2016-09-15 Exxonmobil Research And Engineering Company Liquid phase distillate dewaxing
CN102311794B (zh) * 2010-07-07 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种柴油加氢方法
US20120074038A1 (en) * 2010-09-27 2012-03-29 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with low pressure drop
US10144882B2 (en) * 2010-10-28 2018-12-04 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing of heavy hydrocarbon feeds in liquid-full reactors
US20120103873A1 (en) * 2010-11-01 2012-05-03 Axens Procede d'hydrotraitement et/ou d'hydrocraquage de charges azotees avec stripage a l'hydrogene
CN102465021B (zh) * 2010-11-05 2014-07-23 中国石油化工股份有限公司 一种柴油组合加氢工艺方法
US9096804B2 (en) * 2011-01-19 2015-08-04 P.D. Technology Development, Llc Process for hydroprocessing of non-petroleum feedstocks
US9139782B2 (en) 2011-02-11 2015-09-22 E I Du Pont De Nemours And Company Targeted pretreatment and selective ring opening in liquid-full reactors
US9212323B2 (en) 2011-02-11 2015-12-15 E I Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydrotreating and selective ring opening processes
US8926826B2 (en) 2011-04-28 2015-01-06 E I Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydroprocessing to improve sulfur removal using one or more liquid recycle streams
US8894838B2 (en) * 2011-04-29 2014-11-25 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing process using uneven catalyst volume distribution among catalyst beds in liquid-full reactors
CN102876367B (zh) * 2011-07-11 2015-04-15 中国石油化工股份有限公司 一种柴油深度脱硫脱芳组合方法
CN102876368B (zh) * 2011-07-11 2014-10-15 中国石油化工股份有限公司 一种柴油液相加氢方法
PL3020788T3 (pl) 2011-07-29 2018-02-28 Saudi Arabian Oil Company Sposób ze złożem pseudowrzącym dla surowca zawierającego rozpuszczony wodór
US8932451B2 (en) 2011-08-31 2015-01-13 Exxonmobil Research And Engineering Company Integrated crude refining with reduced coke formation
CN102358847B (zh) * 2011-09-16 2014-05-07 中国海洋石油总公司 一种全液相加氢生产清洁柴油的方法
KR101532187B1 (ko) 2011-11-21 2015-06-26 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 슬러리층 수소화처리 및 시스템
US9365781B2 (en) * 2012-05-25 2016-06-14 E I Du Pont De Nemours And Company Process for direct hydrogen injection in liquid full hydroprocessing reactors
MX345342B (es) * 2012-08-20 2017-01-24 Inst Mexicano Del Petróleo Procedimiento para el mejoramiento de crudos pesados y extrapesados.
CN103666544B (zh) 2012-09-21 2016-04-06 中国石油化工股份有限公司 一种重整生成油加氢处理方法
CN103666545B (zh) * 2012-09-21 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 一种柴油加氢精制方法
CN103666547B (zh) * 2012-09-21 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 一种烃油加氢处理方法
SG11201502233XA (en) 2012-09-21 2015-05-28 China Petroleum & Chemical Hydrocarbon oil hydrotreating method
US9139783B2 (en) 2012-11-06 2015-09-22 E I Du Pont Nemours And Company Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors
US8721871B1 (en) 2012-11-06 2014-05-13 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors
CN103965953B (zh) 2013-01-30 2015-07-22 中国石油天然气股份有限公司 一种馏分油两相加氢反应器和加氢工艺方法
CN103131468B (zh) * 2013-02-06 2015-03-25 神华集团有限责任公司 一种低温费托合成油加氢精制和/或加氢异构裂化***和工艺
CN103992816B (zh) * 2013-02-19 2016-05-11 中石化洛阳工程有限公司 一种气相与液相加氢组合工艺及装置
WO2014159560A1 (en) 2013-03-14 2014-10-02 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for improving cold flow properties and increasing yield of middle distillate feedstock through liquid full hydrotreating and dewaxing
CN103224809B (zh) * 2013-04-27 2014-12-03 中国海洋石油总公司 一种液相产物循环加氢生产清洁油品的方法
US9283531B2 (en) 2013-09-10 2016-03-15 Uop Llc Split feed reactor bed in hydrotreater device
US9617485B2 (en) 2013-09-24 2017-04-11 E I Du Pont De Nemours And Company Gas oil hydroprocess
PT3110541T (pt) 2014-02-10 2021-01-21 Archer Daniels Midland Co Processos de baixa mistura multifásicos melhorados
FR3023298B1 (fr) * 2014-07-01 2017-12-29 Total Marketing Services Procede de desaromatisation de coupes petrolieres
WO2016010743A1 (en) 2014-07-18 2016-01-21 E. I. Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydrotreating and selective ring opening processes
CN105733662A (zh) * 2014-12-10 2016-07-06 中国石油天然气股份有限公司 一种液相加氢反应器及工艺方法
EP3331967B1 (en) * 2015-08-04 2020-11-11 Duke Technologies, LLC Hydroprocessing method with high liquid mass flux
CN105602619B (zh) 2015-12-18 2017-10-17 中国石油天然气股份有限公司 一种液相加氢异构***及其工艺和应用
CN108779400B (zh) 2016-01-25 2021-08-24 精炼技术解决方案有限责任公司 用于生产具有低水平硫的柴油的方法
US10739798B2 (en) * 2017-06-20 2020-08-11 Uop Llc Incipient temperature excursion mitigation and control
CN113906117A (zh) 2019-05-29 2022-01-07 沙特***石油公司 氢增强的延迟焦化工艺
CN110404549A (zh) * 2019-08-26 2019-11-05 北京化工大学 一种冷聚石油树脂加氢催化剂的精细化制备及评价方法
KR102454095B1 (ko) 2020-10-30 2022-10-14 한국과학기술연구원 액상유기물수소운반체를 이용한 연속식 수소저장장치
CN114442685A (zh) * 2020-11-03 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 液相选择加氢反应中的控制方法、控制***及反应***
FR3117127A1 (fr) * 2020-12-07 2022-06-10 IFP Energies Nouvelles Procédé d’hydrotraitement d’un flux liquide comprenant des hydrocarbures avec un flux gazeux comprenant de l’hydrogène

Family Cites Families (100)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR954644A (ru) 1950-01-04
FR785974A (fr) 1934-03-21 1935-08-23 Ig Farbenindustrie Ag Procédé de séparation de mélanges d'hydrocarbures liquides
BE565105A (ru) * 1957-03-14
US2918425A (en) * 1958-03-27 1959-12-22 Universal Oil Prod Co Conversion process and apparatus therefor
US3152981A (en) 1960-04-29 1964-10-13 Exxon Research Engineering Co Hydrogenation process employing hydrogen absorbed by the feed
US3147207A (en) * 1961-05-12 1964-09-01 Union Oil Co Liquid-solids contacting process and apparatus for the conversion of hydrocarbons
NL275200A (ru) 1961-07-31
US3441498A (en) * 1967-03-15 1969-04-29 Atlantic Richfield Co Hydrogenation method and apparatus
GB1232173A (ru) 1969-11-18 1971-05-19
GB1331935A (en) 1969-12-12 1973-09-26 Shell Int Research Peocess for the catalytic hydroconversion of a residual hydroca rbon oil
US3798002A (en) * 1969-12-16 1974-03-19 Westinghouse Electric Corp Computer control system for refining and hydrogenation of unsaturated hydrocarbons
US3880598A (en) 1970-12-10 1975-04-29 Shell Oil Co Residual oil hydrodesulfurization apparatus
GB1407794A (en) 1971-10-26 1975-09-24 Shell Int Research Process for the removal of aromatic compounds from distillate hydrocarbon fractions
GB1346265A (en) 1972-03-24 1974-02-06 Texaco Development Corp Hydrodesulphurization of heavy hydrocarbon oil with hydrogen presaturation
IL44200A (en) 1974-02-12 1976-11-30 Drori Mordeki Pressure-responsive control device particularly useful as automatic relief valves
SE392532B (sv) 1974-05-16 1977-03-28 Nordnero Ab Forfarande och anordning for att i ett flertal efter varandra anordnade vetskebehallare halla vetskan pa onskad niva
US3958957A (en) 1974-07-01 1976-05-25 Exxon Research And Engineering Company Methane production
US4047655A (en) 1975-11-28 1977-09-13 The Budd Company Liquid level control means and method
GB1582896A (en) * 1977-07-18 1981-01-14 Uop Inc Control of hydrogen/hydrocarbon mole ratio and the control system therefor
US5240592A (en) 1981-03-24 1993-08-31 Carbon Fuels Corporation Method for refining coal utilizing short residence time hydrocracking with selective condensation to produce a slate of value-added co-products
USRE32120E (en) * 1981-04-01 1986-04-22 Phillips Petroleum Company Hydrotreating supercritical solvent extracts in the presence of alkane extractants
CA1169947A (en) 1981-08-20 1984-06-26 Howard R. Braun Liquid nitrogen level controller
US4591426A (en) 1981-10-08 1986-05-27 Intevep, S.A. Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content
US4585546A (en) 1983-04-29 1986-04-29 Mobil Oil Corporation Hydrotreating petroleum heavy ends in aromatic solvents with large pore size alumina
US4514282A (en) 1983-07-21 1985-04-30 Conoca Inc. Hydrogen donor diluent cracking process
US4970190A (en) 1983-08-29 1990-11-13 Chevron Research Company Heavy oil hydroprocessing with group VI metal slurry catalyst
US4491511A (en) 1983-11-07 1985-01-01 International Coal Refining Company Two-stage coal liquefaction process
US4536275A (en) 1984-03-07 1985-08-20 International Coal Refining Company Integrated two-stage coal liquefaction process
US4968409A (en) 1984-03-21 1990-11-06 Chevron Research Company Hydrocarbon processing of gas containing feed in a countercurrent moving catalyst bed
US4755281A (en) * 1984-05-01 1988-07-05 Mobil Oil Corporation Countercurrent process with froth control for treating heavy hydrocarbons
US5269910A (en) 1985-02-01 1993-12-14 Kabushiki Kaisha Kobe Seiko Sho Method of coil liquefaction by hydrogenation
US4698147A (en) 1985-05-02 1987-10-06 Conoco Inc. Short residence time hydrogen donor diluent cracking process
US4663028A (en) 1985-08-28 1987-05-05 Foster Wheeler Usa Corporation Process of preparing a donor solvent for coal liquefaction
AU603344B2 (en) 1985-11-01 1990-11-15 Mobil Oil Corporation Two stage lubricant dewaxing process
US4678556A (en) 1985-12-20 1987-07-07 Mobil Oil Corporation Method of producing lube stocks from waxy crudes
US4909927A (en) 1985-12-31 1990-03-20 Exxon Research And Engineering Company Extraction of hydrocarbon oils using a combination polar extraction solvent-aliphatic-aromatic or polar extraction solvent-polar substituted naphthenes extraction solvent mixture
US4715398A (en) 1986-10-30 1987-12-29 Cobe Laboratories, Inc. Liquid level control
JPS63243196A (ja) 1987-03-30 1988-10-11 Nippon Oil Co Ltd 重質油の軽質化法
US5164074A (en) 1987-03-30 1992-11-17 Houghton Thomas J Hydrodesulfurization pressure control
US4772157A (en) 1987-04-16 1988-09-20 Obermeyer Henry K Liquid level control system and method of operating the same
US5198103A (en) 1987-06-08 1993-03-30 Carbon Fuels Corporation Method for increasing liquid yields from short residence time hydropyrolysis processes
US5132007A (en) 1987-06-08 1992-07-21 Carbon Fuels Corporation Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity
US4761513A (en) 1987-07-01 1988-08-02 Uop Inc. Temperature control for aromatic alkylation process
US5021142A (en) 1987-08-05 1991-06-04 Mobil Oil Corporation Turbine oil production
US4917135A (en) 1988-02-29 1990-04-17 Magnetrol International Liquid level regulator device
US4853104A (en) 1988-04-20 1989-08-01 Mobil Oil Corporation Process for catalytic conversion of lube oil bas stocks
US5035793A (en) 1988-05-23 1991-07-30 Engelhard Corporation Hydrotreating catalyst and process
US4995961A (en) 1988-08-19 1991-02-26 Phillips Petroleum Company Process and apparatus for hydrogenating hydrocarbons
US5009770A (en) 1988-08-31 1991-04-23 Amoco Corporation Simultaneous upgrading and dedusting of liquid hydrocarbon feedstocks
US4880449A (en) 1988-11-09 1989-11-14 Elliott Turbomachinery Co., Inc. Compressor seal oil degassing tank vent gas recovery by method of level control
US4844117A (en) 1989-01-02 1989-07-04 Ncr Corporation Fluid level controller
US5312543A (en) 1989-07-18 1994-05-17 Amoco Corporation Resid hydrotreating using solvent extraction and deep vacuum reduction
US5589057A (en) 1989-07-19 1996-12-31 Chevron U.S.A. Inc. Method for extending the life of hydroprocessing catalyst
US4944863A (en) 1989-09-19 1990-07-31 Mobil Oil Corp. Thermal hydrocracking of heavy stocks in the presence of solvents
US5336395A (en) 1989-12-21 1994-08-09 Exxon Research And Engineering Company Liquefaction of coal with aqueous carbon monoxide pretreatment
US5071540A (en) 1989-12-21 1991-12-10 Exxon Research & Engineering Company Coal hydroconversion process comprising solvent extraction and combined hydroconversion and upgrading
US5110450A (en) 1989-12-21 1992-05-05 Exxon Research And Engineering Company Coal extract hydroconversion process comprising solvent enhanced carbon monoxide pretreatment
US5024750A (en) 1989-12-26 1991-06-18 Phillips Petroleum Company Process for converting heavy hydrocarbon oil
US5200063A (en) 1990-06-21 1993-04-06 Exxon Research And Engineering Company Coal hydroconversion process comprising solvent enhanced pretreatment with carbon monoxide
US5068025A (en) 1990-06-27 1991-11-26 Shell Oil Company Aromatics saturation process for diesel boiling-range hydrocarbons
US5110445A (en) 1990-06-28 1992-05-05 Mobil Oil Corporation Lubricant production process
US5013424A (en) 1990-07-30 1991-05-07 Uop Process for the simultaneous hydrogenation of a first feedstock comprising hydrocarbonaceous compounds and having a non-distillable component and a second feedstock comprising halogenated organic compounds
US5098452A (en) 1990-08-24 1992-03-24 E. I. Du Pont De Nemours And Company Method for controlling the level of solvent vapor in a vessel
US5120426A (en) 1990-12-21 1992-06-09 Atlantic Richfield Company Hydrocracking process
US5620588A (en) 1991-02-11 1997-04-15 Ackerson; Michael D. Petroleum-wax separation
US5474668A (en) 1991-02-11 1995-12-12 University Of Arkansas Petroleum-wax separation
US5196116A (en) 1991-02-11 1993-03-23 University Of Arkansas Process for petroleum - wax separation at or above room temperature
US5183556A (en) 1991-03-13 1993-02-02 Abb Lummus Crest Inc. Production of diesel fuel by hydrogenation of a diesel feed
US5178750A (en) 1991-06-20 1993-01-12 Texaco Inc. Lubricating oil process
US5827421A (en) 1992-04-20 1998-10-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution and no added silica
US5227552A (en) 1992-04-27 1993-07-13 Mobil Oil Corporation Process for hydrogenating alkenes in the presence of alkanes and a heterogeneous catalyst
US5395511A (en) 1992-06-30 1995-03-07 Nippon Oil Co., Ltd. Process for converting heavy hydrocarbon oil into light hydrocarbon fuel
US5496464A (en) 1993-01-04 1996-03-05 Natural Resources Canada Hydrotreating of heavy hydrocarbon oils in supercritical fluids
JP3821483B2 (ja) 1993-09-30 2006-09-13 ユーオーピー 水素化処理用の触媒とその利用法
US5928499A (en) 1993-10-01 1999-07-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution, median pore diameter by surface area, and pore mode by volume
US5379795A (en) 1993-12-07 1995-01-10 Shurflo Pump Manufacturing Co. Venting apparatus
US5968348A (en) 1994-05-16 1999-10-19 Texaco Inc. Hydroconversion process employing a phosphorus loaded NiMo catalyst with specified pore size distribution
JP3424053B2 (ja) 1994-09-02 2003-07-07 新日本石油株式会社 低硫黄低芳香族軽油の製造方法
US5655232A (en) 1995-06-07 1997-08-12 Buckwalter; James K. Fluid level control device and method
US5671603A (en) 1995-12-08 1997-09-30 The Perkin-Elmer Corporation Apparatus for controlling level of cryogenic liquid
US5958218A (en) 1996-01-22 1999-09-28 The M. W. Kellogg Company Two-stage hydroprocessing reaction scheme with series recycle gas flow
ES2144847T3 (es) 1996-03-15 2000-06-16 Petro Canada Inc Hidrotratamiento de aceites hidrocarburos pesados con regulacion del tamaño de particulas de aditivos en particulas.
US5885534A (en) 1996-03-18 1999-03-23 Chevron U.S.A. Inc. Gas pocket distributor for hydroprocessing a hydrocarbon feed stream
US5881753A (en) 1996-05-13 1999-03-16 Bowling; Alan P. Passive fluid level controller
US5976353A (en) 1996-06-28 1999-11-02 Exxon Research And Engineering Co Raffinate hydroconversion process (JHT-9601)
US5935416A (en) 1996-06-28 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Raffinate hydroconversion process
EA199900177A1 (ru) 1996-08-01 1999-08-26 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ гидроочистки
US5925239A (en) 1996-08-23 1999-07-20 Exxon Research And Engineering Co. Desulfurization and aromatic saturation of feedstreams containing refractory organosulfur heterocycles and aromatics
US5820749A (en) 1996-11-22 1998-10-13 Exxon Chemical Patents, Inc. Hydrogenation process for unsaturated hydrocarbons
US5705052A (en) 1996-12-31 1998-01-06 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage hydroprocessing in a single reaction vessel
SE508884C2 (sv) 1997-02-27 1998-11-16 Tetra Laval Holdings & Finance Metod att reglera nivån i en bufferttank
US5744025A (en) 1997-02-28 1998-04-28 Shell Oil Company Process for hydrotreating metal-contaminated hydrocarbonaceous feedstock
US5954945A (en) 1997-03-27 1999-09-21 Bp Amoco Corporation Fluid hydrocracking catalyst precursor and method
US5856261A (en) 1997-04-22 1999-01-05 Exxon Research And Engineering Company Preparation of high activity catalysts; the catalysts and their use
US7291257B2 (en) * 1997-06-24 2007-11-06 Process Dynamics, Inc. Two phase hydroprocessing
CA2294456C (en) 1997-06-24 2009-04-28 Process Dynamics, Inc. Two phase hydroprocessing
US6017443A (en) 1998-02-05 2000-01-25 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing process having staged reaction zones
US6299759B1 (en) 1998-02-13 2001-10-09 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing reactor and process with gas and liquid quench
US6312586B1 (en) 1999-09-27 2001-11-06 Uop Llc Multireactor parallel flow hydrocracking process
TWI296651B (en) 2003-06-10 2008-05-11 Hydrotreating process

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2495910C1 (ru) * 2012-11-27 2013-10-20 Андрей Владиславович Курочкин Реактор для гидропереработки углеводородного сырья
RU2531585C1 (ru) * 2013-06-04 2014-10-20 Михаил Борисович Гетин Реактор гидрокрекинга
RU2630774C1 (ru) * 2016-10-03 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Способ гидропереработки углеводородного сырья
RU2630773C1 (ru) * 2016-10-10 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для гидропереработки углеводородного сырья
RU2720809C2 (ru) * 2016-10-10 2020-05-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для получения ультрамалосернистого дизельного топлива

Also Published As

Publication number Publication date
CA2601995C (en) 2013-08-13
RU2007137780A (ru) 2009-04-27
MX363126B (es) 2019-03-11
EP2290036A2 (en) 2011-03-02
WO2006102534A3 (en) 2008-01-10
US7569136B2 (en) 2009-08-04
BRPI0612172B1 (pt) 2016-02-10
KR20070116263A (ko) 2007-12-07
SG160392A1 (en) 2010-04-29
CA2817642A1 (en) 2006-09-28
WO2006102534A2 (en) 2006-09-28
WO2006102534A8 (en) 2007-11-22
KR20130004525A (ko) 2013-01-10
JP5350778B2 (ja) 2013-11-27
CA2601995A1 (en) 2006-09-28
CN101194001B (zh) 2013-03-13
US20060144756A1 (en) 2006-07-06
JP2008534716A (ja) 2008-08-28
EP1861480A2 (en) 2007-12-05
EP1861480A4 (en) 2009-09-16
CN101194001A (zh) 2008-06-04
BRPI0612172A2 (pt) 2010-10-19
KR20130004386A (ko) 2013-01-09
KR101371913B1 (ko) 2014-03-07
MX2007011809A (es) 2007-12-06
SG160393A1 (en) 2010-04-29
EP2290036A3 (en) 2011-03-09

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2411285C2 (ru) Система управления, способ и устройство для непрерывной жидкофазной гидропереработки
US7291257B2 (en) Two phase hydroprocessing
US6123835A (en) Two phase hydroprocessing
KR100591598B1 (ko) 액체 퀀치를 이용한 수소화처리 반응기 및 방법
US11384295B2 (en) Hydroprocessing method with high liquid mass flux
EP1394237A1 (en) Two phase hydroprocessing
US6623621B1 (en) Control of flooding in a countercurrent flow reactor by use of temperature of liquid product stream
JP4504025B2 (ja) 結合された水素化処理工程および同工程のための構成体
AU2003200780B2 (en) Two phase hydroprocessing
GB1604179A (en) Distillate hydrogenation process
Adzamic et al. INCREASING HYDROGEN PURITY BY ABSORPTION

Legal Events

Date Code Title Description
PD4A Correction of name of patent owner
PC41 Official registration of the transfer of exclusive right

Effective date: 20210303

PC41 Official registration of the transfer of exclusive right

Effective date: 20210412