CN101636472A - 加氢裂化的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了通过形成包含分散在液态烃中的含氢气泡的分散体，及将该分散体引入到包含加氢裂化催化剂的加氢裂化器中而对包含液态烃的原料流进行加氢裂化的方法，其中气泡具有低于约5微米的平均直径。本发明公开了通过使包含含氢气体和液态烃的流体混合物经历大于20,000秒－1的剪切速率以产生氢在液态烃连续相中的分散体，及将该分散体引入到固定床加氢裂化反应器中而进行加氢裂化的方法，从该固定床加氢裂化反应器中除去加氢裂化产物。本发明公开了加氢裂化烃质原料流的系统，该系统包括至少一个能够产生大于5.0米/秒的至少一个转子的尖端速度的高剪切装置，及包含加氢裂化催化剂并且包括与高剪切装置的出口流体连接的入口的加氢裂化器。

Description

加氢裂化的系统和方法
关于由联邦政府发起的研究或开发的声明
不适用。
技术领域
本发明大体上涉及烃物流(stream)的加氢裂化以产生更低沸点化合物。更具体地，本发明涉及用于改善原料的加氢裂化以产生更简单的烃的高剪切系统和方法。
背景技术
在石油炼制和石油化学中，裂化是凭借其使复合有机分子如重质烃类断裂成为更简单的轻质烃类的方法。该转化借助于前体分子中碳-碳键的断裂而发生。裂化速率和所形成的最终产物在很大程度上取决于温度以及取决于任何催化剂的存在。石油炼制裂化方法允许由重质原油馏分如粗柴油(gas oil)和渣油产生“轻质”产物如LPG和汽油。
裂化可通过催化裂化或热裂化来进行。在热裂化中，使用高温(～800℃)和高压(～700kPa)。富氢产物的形成以缩合并被耗尽氢的较重分子为代价。催化裂化包括使用酸催化剂、典型地为固体酸催化剂，如二氧化硅-氧化铝和沸石。加氢裂化是用于产生喷气式发动机燃料、汽油成分和LPG的主要方法。
加氢裂化是一种借助于氢的高分压的存在而进行的催化裂化方法。石油炼制加氢裂化法是公知的并被开发出来。这种方法将烃的混合物升级以供应更有价值的产物流。这种方法的产物是饱和烃。根据反应条件(温度、压力和催化剂活性)，裂化产物从乙烷、LPG变化至主要包括异链烷烃的更重的烃。双功能催化剂通常促进加氢裂化，该双功能催化剂能够重排和断裂烃链以及向芳香族化合物和烯烃加氢以产生环烷烃和烷烃。
通过使用酸性增大的催化剂并可能在与加氢处理相比更高的温度和更长的接触时间的条件下操作，增加加氢裂化的程度。增加的氢压控制沉积物和催化剂结垢。与热裂化或催化裂化不同，加氢裂化降低芳香族化合物的分子量，并且满足对于芳香族材料含量高的工艺物流如催化裂化或热裂化中的循环油、焦化装置产物或煤液的特定需求。例如，催化循环油可以被裂化为石脑油馏分，其是用于催化重整以制造高级辛烷汽油或石化芳族材料的优异原料。得自加氢裂化的主要产物是喷气式发动机燃料、柴油、相对高辛烷值汽油馏分和LPG。这些产物可能具有极低含量的硫和污染物。
燃料油是通过石油蒸馏获得的馏分，为馏出物或渣油的形式。馏出物燃料油由原油蒸馏得到。粗柴油涉及蒸馏过程。油经过加热，变成气体并缩合成为粗柴油。因此，粗柴油区别于渣油。术语重质燃料油和渣油燃料油是原油在通过蒸馏提取出汽油和馏出物燃料油之后的剩余物。加氢裂化被广泛地用于馏出物油料。加氢裂化法被用于炼油厂原料以获得优质煤油、柴油和喷气式发动机燃料。得自加氢裂化的轻质产物还可富含异丁烷，其是烷基化的重要原料。
在近代，随着用于炼油厂原料的轻质低硫原油的全世界范围的供应减少，已有将较高沸点化合物向较低沸点化合物转化的显著趋势。由于该倾向于较重质原油的趋势和对加工合成原油的需要，加氢裂化变得越来越重要。随着对馏出物燃料的要求增加，精炼机可能并入加氢裂化器以将例如真空瓦斯油(VG0)转化为喷气式发动机燃料和柴油机燃料。已经开发了显示出所需的馏出物选择性、对于重质原料的高转化活性和稳定性的催化剂。
因此，工业中存在对于通过烃质原料的加氢裂化改善所需烃的产生的需要。
发明内容
本发明公开了用于改善加氢裂化的高剪切系统和方法。根据某些实施方案，提供了用于加氢裂化包含液态烃的原料流的方法，该方法包括形成包含分散在液态烃中的含氢气泡的分散体，其中该气泡的平均直径低于约5微米，及将该分散体引入到包含加氢裂化催化剂的加氢裂化器中。在实施方案中，平均气泡直径低于1微米。加氢裂化催化剂可包括沸石、粘土、氧化铝、二氧化硅、氧化锆、氧化镁、二氧化钛或其组合。
该方法还可以包括从加氢裂化器中除去加氢裂化产物及使用高压分离器从加氢裂化产物中除去过量的氢。在实施方案中，该方法还包括将回收的氢的至少一部分循环至加氢裂化器。在高压分离器中除去氢后，所述产物可经过分馏并获得塔底产物。该方法还可以包括将塔底产物的至少一部分循环至加氢裂化器。
形成分散体可包括使含氢气体和原料流的混合物经历大于约20,000秒-1的剪切速率。形成分散体可包括在高剪切装置内使含氢气体和原料流接触，其中该高剪切装置包括至少一个转子，并且其中该至少一个转子在形成分散体期间在至少22.9米/秒(4,500英尺/分钟)的尖端速度下旋转。该高剪切装置在该至少一个转子的尖端处可产生至少约1034.2兆帕(150,000磅/平方英寸(psi))的局部压力。高剪切装置的能量消耗可大于1000瓦特/立方米。原料流可包括选自渣油、粗柴油及其组合中的至少一种。
本发明还公开了加氢裂化方法，该方法包括使待加氢裂化的包含含氢气体和液态烃的流体混合物经历大于20,000秒-1的剪切速率以产生在液态烃连续相中的氢的分散体，及将该分散体引入到从其中除去加氢裂化产物的固定床加氢裂化反应器中。该方法还可以包括在第一压力下将加氢裂化产物分离成气流和包含加氢裂化产物的分离后的液体产物流，在低于第一压力的第二压力下将分离后的液体产物流进行分馏以将在分离后的液体产物流中的较低沸点化合物与较高沸点化合物分离，及将该较高沸点化合物的至少一部分循环至加氢裂化器。在分散体中，氢气的平均气泡直径可低于约5微米。在实施方案中，该分散体在大气压力下稳定达至少约15分钟。使待加氢裂化的包含含氢气体和液态烃的流体混合物经历大于20,000秒-1的剪切速率可包括将该流体引入到包括至少两个发生器的高剪切装置中。
本发明还公开了用于加氢裂化烃质原料流的系统，该系统包括：至少一个高剪切混合装置和加氢裂化器，该高剪切混合装置包括用于包含液态烃相和氢气的流体流的入口、用于在液态烃相中的氢气的分散体的出口及被剪切间隙分隔的至少一个转子和至少一个定子，其中该剪切间隙是在该至少一个转子和该至少一个定子之间的最小距离；其中该高剪切混合装置能够产生大于5.0米/秒(1,000英尺/分钟)的至少一个转子的尖端速度，该加氢裂化器包含加氢裂化催化剂并且包括与外部高剪切混合装置的出口流体连接的入口。该加氢裂化器可为固定床反应器。该系统还可以包括加氢裂化器下游的分离器。该至少一个高剪切混合装置可产生至少40.1米/秒(7,900英尺/分钟)的至少一个转子的尖端速度。在实施方案中，该系统包括至少两个高剪切混合装置。
本发明还公开了包括加氢裂化催化剂的固定床反应器的加氢裂化系统的改进，该改进包括固定床反应器上游的外部高剪切装置，该外部高剪切装置包括用于待加氢裂化的包含氢气和烃的流体流的入口及至少一个发生器，该发生器包括在转子和定子之间具有最小间隙的转子和定子，其中该高剪切装置提供了大于约1000瓦特/立方米流体的能量消耗。该改进的系统的外部高剪切装置可包括至少两个发生器。由一个发生器提供的剪切速率可大于由另一个发生器提供的剪切速率，其中剪切速率是除以最小间隙的转子的尖端速度。
该高剪切系统和方法可能降低常规的加氢裂化方法的传质限制，从而增加反应速率并且有可能允许降低加氢裂化反应器温度、降低反应器压力、减少接触时间和/或增加所需烃的收率。根据本发明的某些实施方案，提供了一种方法，该方法通过提供与目前所用方法相比最优的时间、温度和压力条件，有可能增加气体/液体/固体加氢裂化方法的速率。
在一个实施方案中，该方法包括使用外部加压高剪切装置反应器，以为利用具有更小体积的加氢裂化器和/或加氢裂化器在苛刻程度更低的操作条件(例如更低的温度、压力和/或酸性更低的催化剂)下的操作进行烃质原料的加氢裂化作准备。
上述方法或系统的某些实施方案通过在更低的温度和/或压力下进行加氢裂化而可能提供了总成本降低，从而提供了相对于所消耗的每单位的催化剂增加的加氢裂化产物、减少的反应时间和/或降低的资金和/或操作成本。这些以及其它实施方案和可能的优点在下面的详细说明和附图中将变得显而易见。
附图说明
为了更详细说明本发明的优选实施方案，现在将参见附图，其中：
图1是根据本公开的用于烃质原料的高剪切加氢裂化以产生更简单的烃的实施方案的方法流程图。
图2是用于所述系统的实施方案中的多级高剪切装置的纵向剖视图。
注释和命名
本文使用的术语“分散体”是指包含至少两种不会容易地混合和溶解在一起的可区别的物质(或“相”)的液态混合物。本文使用的“分散体”包括“连续”相(或“基质”)，该“连续”相在其中容纳非连续的另一相或物质的小滴、气泡和/或粒子。因此，术语分散体可能是指包括悬浮在液体连续相中的气泡的泡沫，其中第一液体的小滴分散在整个的包括与第一液体是不混溶的第二液体的连续相中的乳液，及其中到处分布有固体粒子的连续液相。本文使用的术语“分散体”包括其中到处分布有气泡的连续液相，其中到处分布有固体粒子(例如固体催化剂)的连续液相，其中到处分布有第二液体的小滴的第一液体的连续相(该第二液体的小滴基本上不溶于该连续相中)，及其中到处分布有固体粒子、不混溶的液滴和气泡中的任何一种或其组合的液相。因此，分散体可在一些情况下作为均匀混合物(例如液/液相)存在，或可作为非均匀混合物(例如气/液、固/液、或气/固/液)存在，这取决于被选择用于组合的材料的性质。
本文使用的术语“加氢裂化”是指消耗氢并将烃质物流如石油馏分转化为烃产物的方法，其中在原料中的高分子量化合物的至少一部分被裂化为较低沸点材料。
本文使用的术语“粗柴油”是指用作燃料油的烃油，例如沸程和粘度介于煤油和润滑油之间的石油馏出物。
关于加氢裂化，本文使用的活性、稳定性和选择性可作如下定义：“活性”是指被转化为在给定温度以下沸腾的烃的在给定温度以上沸腾的原料的量；“选择性”是指在产物的所需最终沸点以下并在最小的指定初始沸点以上沸腾的被转化原料的量；及“稳定性”是指活性和选择性的变化率。
具体实施方式
综述.涉及液体、气体和固体的化学反应速率取决于接触时间、温度和压力。在希望使不同相(例如固体和液体；液体和气体；固体、液体和气体)的两种以上原材料发生反应的情况下，控制反应速率的限制因素之一涉及反应物的接触时间。在多相催化反应的情况下，存在另外的速率限制因素，即从催化剂表面除去已反应的产物从而允许该催化剂催化另外的反应物。反应物和/或催化剂的接触时间通常通过提供在化学反应中所涉及的两种以上反应物的接触的混合得以控制。
包括如本文所述的外部高剪切装置或混合器的反应器组件使得有可能降低传质限制，从而允许反应更接近地靠近动力学极限。当反应速率增加时，停留时间可降低，从而增加可获得的产量。作为该高剪切系统和方法的结果，所需的加氢裂化产物的收率可得以增加。作为选择，如果现有方法的收率是可接受的，那么通过并入合适的高剪切来减少所需的停留时间可允许使用比常规的加氢裂化方法更低的温度和/或压力。
另外，尽管不希望束缚于任何理论，但是据信由包括如本文所述的外部高剪切装置或混合器的反应器组件所提供的高剪切条件可允许加氢裂化在按照常规预期反应不可能发生至任何显著程度的整体操作条件下进行。
加氢裂化系统.现在将参考图1来描述高剪切加氢裂化系统，图1是用于将待加氢裂化的包含烃的烃质流体加氢裂化成较低沸点化合物的高剪切系统100的实施方案的方法流程图。代表性系统的基础部件包括外部高剪切混合装置(HSD)40、反应器10和泵5。如图1所示，高剪切装置40位于反应器10以外。这些部件中的每一个在下文中更详细地进一步描述。管道21连接至泵5用于引入待加氢裂化的烃质流体。管道13将泵5连接至HSD 40，管道18将HSD 40连接至反应器10。管道22可被连接至管道13用于引入含氢气体(例如H2)。在高剪切加氢裂化系统100的实施方案中，管道22流体连接至HSD 40的入口。
高剪切加氢裂化系统100还可以包括下游加工单元，通过该下游加工单元，离开反应器10的加氢裂化液体产物与未裂化的重油被分离。例如，在图1的实施方案中，高剪切加氢裂化系统100还包括分离器30和分馏器50。分离器30可经由管道16流体连接至反应器10并经由管道36流体连接至分馏器50。如图1所示，气体管道24可离开分离器30。分离器30可包括高压分离器，在该高压分离器中氢气和轻气体从包含加氢裂化烃的液体产物中除去。分馏器50可适合于将加氢裂化产物与重质的未转化油分离，所述加氢裂化产物可经由塔顶管道45离开分馏器50，所述重质的未转化油可经由管道35离开分馏器50的底部。分馏器50可以是分馏塔。
如果需要，可在反应器10和HSD 40之间或者在泵5或HSD40之前并入另外的部件或工艺步骤(未示于图1中)，这在阅读了下文所述的高剪切加氢裂化方法的描述之后将变得显而易见。例如，管道20可从下游位置(例如从反应器10、分离器30或分馏器50)被连接至管道21或管道13上，以为多次操作作准备，并且如果需要的话，使离开反应器10的未转化烃或重质烃的至少一部分发生加氢裂化。在实施方案中，管道20和管道21是单一管道。
高剪切混合装置.外部高剪切混合装置(HSD)40，有时也被称为高剪切装置或高剪切混合装置，被构建用于经由管道13接受包含氢气和烃质液体的入口物流，该烃质液体包含待加氢裂化为较低沸点化合物的较高分子量烃。作为选择，HSD 40可被构建用于经由单独的入口管道(未示出)接受液体和气体反应物流。尽管在图1中仅示出了一个高剪切装置，但是应当理解该系统的一些实施方案可具有以串联流或并联流方式布置的两个以上高剪切混合装置。HSD 40是这样的机械装置，其采用一个或多个包括转子/定子组合的发生器，其每个在定子和转子之间具有间隙。在每个发生器组中的转子和定子之间的间隙可以是固定的或可调节的。HSD 40以这样的方式构建，使得其能够在流过该高剪切装置的反应物混合物中产生亚微米级和微米级的气泡。高剪切装置包括外壳或外罩，从而可控制反应混合物的压力和温度。
高剪切混合装置基于它们混合流体的能力一般被分为三大类。混合是使流体内的粒子或非均匀物质的尺寸减小的过程。混合的程度或彻底性的一个量度是混合装置产生的使流体粒子破裂的每单位体积的能量密度。基于被传送的能量密度区分类别。具有足以一贯地产生粒度在亚微米至50微米范围内的混合物或乳液的能量密度的三类工业混合器包括均化阀系统、胶体磨和高速混合器。在称为均化阀系统的第一类高能量装置中，待加工的流体在极高压下被泵送通过窄隙阀而进入较低压力的环境中。跨越阀的压差以及所得的湍流和汽蚀用于将流体内的任何粒子打碎。这些阀系统最常被用在乳均化中并且可获得在亚微米至约1微米范围内的平均粒度。
在能量密度谱的相对端是称为低能装置的第三类装置。这些系统通常具有在待加工流体的储蓄器中以高速旋转的桨或流体转子，在许多更常见的应用中所述流体是食品。当在被加工流体中大于20微米的平均粒度是可接受的时候，通常使用这些低能系统。
就被传送至流体的混合能量密度而言，在低能装置和均化阀系统之间是胶体磨和其它的高速转子-定子装置，其被分类为中间能量装置。典型的胶体磨构造包括锥形的或盘形的转子，该转子通过被密切控制的转子-定子间隙与互补的液冷式定子分离，该转子-定子间隙通常为0.0254毫米至10.16毫米(0.001-0.40英寸)。转子通常由电动马达通过直接传动或带机构进行驱动。随着转子高速旋转，其在转子的外表面和定子的内表面之间泵送流体，并且在间隙中产生的剪切力对流体进行加工。许多经适当调整的胶体磨实现在被加工流体中0.1-25微米的平均粒度。这些能力使得胶体磨适合于许多应用进行屋顶焦油混合(roofing tar mixing)，所述应用包括胶体和油/水基乳化加工，如化妆品、蛋黄酱或硅氧烷(silicone)/银汞齐形成所需的乳化加工。
尖端速度是转子尖端在每单位时间内运行的圆周距离。因此，尖端速度是转子直径和旋转频率的函数。尖端速度(例如，以每分钟米数计)可通过由转子尖端记录的圆周距离2πR乘以旋转频率(例如，每分钟转数，rpm)计算，其中R是转子的半径(例如，米)。例如，胶体磨可具有超过22.9米/秒(4500英尺/分钟)的尖端速度并且可超过40米/秒(7900英尺/分钟)。对于本公开的目的，术语“高剪切”是指能够达到超过5.1米/秒(1000英尺/分钟)的尖端速度并且需要外部机械驱动的动力装置以驱动能量进入要起反应的产物流的机械式转子定子装置(例如胶体磨或转子-定子分散器)。例如，在HSD 40中，可实现超过22.9米/秒(4500英尺/分钟)的尖端速度，并且可超过40米/秒(7900英尺/分钟)。在一些实施方案中，HSD 40能够在至少22.9米/秒(4500英尺/分钟)的尖端速度下传送至少300升/小时。功率消耗可为约1.5千瓦。HSD 40将高尖端速度与极小剪切间隙相结合以在被加工的材料上产生有效的剪切。剪切量将取决于流体粘度。因此，在高剪切装置操作期间在转子的尖端处产生局部的高压和高温区域。在一些情况下，局部高压为约1034.2兆帕(150,000磅/平方英寸)。在一些情况下，局部高温为约500℃。在一些情况下，这些局部压力和局部温度升高可持续纳秒或皮秒。
通过测量马达能量(千瓦)和流体输出(升/分钟)，可估算进入流体的能量输入近似值(千瓦/升/分钟)。如上所述，尖端速度是与正产生被施用于反应物上的机械力的一个或多个旋转件的末端有关的速度(英尺/分钟或米/秒)。在实施方案中，HSD 40的能量消耗大于1000瓦特/立方米。在实施方案中，HSD 40的能量消耗在约3000瓦特/立方米至约7500瓦特/立方米的范围内。在其中浆料基催化剂循环通过HSD 40的实施方案中，可能需要采用由耐用材料如陶瓷制成的旋转件。
剪切速率是尖端速度除以剪切间隙宽度(在转子和定子之间的最小间隙)。在HSD 40中产生的剪切速率可大于20,000秒-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少40,000秒-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少100,000秒-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少500,000秒-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少1,000,000秒-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少1,600,000秒-1。在具体实施方案中，由HSD 40产生的剪切速率在20,000秒-1至100,000秒-1范围内。例如，在一个应用中，转子尖端速度为约40米/秒(7900英尺/分钟)并且剪切间隙宽度为0.0254毫米(0.001英寸)，产生1,600,000秒-1的剪切速率。在另一个应用中，转子尖端速度为约22.9米/秒(4500英尺/分钟)并且剪切间隙宽度为0.0254毫米(0.001英寸)，产生约901,600秒-1的剪切速率。
在氢在连续液相中的分散体被产生并经由管道18离开HSD 40的条件下，HSD 40能够将氢高度地分散或输送进入包含通常与氢是不混溶的烃质流体的主要液相(连续相)中。在实施方案中，预见了烃质流体还包含围绕高剪切加氢裂化系统循环的催化剂。在一些实施方案中，HSD 40包括胶体磨。适当的胶体磨例如由
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Works，Inc.Wilmington，NC和APV North America，Inc.Wilmington，MA制造。在一些情况下，HSD 40包括
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Works，Inc.的Dispax
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高剪切装置包括至少一个产生被施用于反应物上的机械力的旋转件。高剪切装置包括以间隙分隔的至少一个定子和至少一个转子。例如，转子可以是锥形的或盘形的并且可与具有互补形状的定子分隔。在实施方案中，转子和定子二者都包括多个圆周间隔的齿。在一些实施方案中，定子是可调节的，从而在每个发生器(转子/定子组)的转子和定子之间获得所需的剪切间隙。在转子和/或定子的齿之间的凹槽可在间隔的级改变方向以实现增加的湍流。每个发生器可由任何被构建用于提供必要的旋转的适当的驱动系统所驱动。
在一些实施方案中，在定子和转子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)在约0.0254毫米(0.001英寸)至约3.175毫米(0.125英寸)范围内。在某些实施方案中，在定子和转子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)为约1.52毫米(0.060英寸)。在某些构造中，在转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙)为至少1.78毫米(0.07英寸)。由高剪切装置产生的剪切速率可随着沿流动通道的纵向位置而变化。在一些实施方案中，转子被设定为在与转子的直径和所需尖端速度相称的速度下旋转。在一些实施方案中，高剪切装置在定子和转子之间具有固定的间隙(剪切间隙宽度)。作为选择，高剪切装置具有可调节的间隙(剪切间隙宽度)。
在一些实施方案中，HSD 40包括单级分散室(即单个转子/定子组合，单一发生器)。在一些实施方案中，高剪切装置40是多级串联的(inline)分散器并且包括多个发生器。在某些实施方案中，HSD 40包括至少两个发生器。在其它实施方案中，高剪切装置40包括至少三个高剪切发生器。在一些实施方案中，高剪切装置40是多级混合器，由此剪切速率(其如上所述与尖端速度成正比并与转子/定子间隙宽度成反比变化)随着沿流动通道的纵向位置而改变，这在下文中被进一步描述。
在一些实施方案中，外部高剪切装置的每一级具有可互换的混合工具，从而提供灵活性。例如，
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Works，Inc.Wilmington，NC和APV North America，Inc.Wilmington，MA的DR 2000/4 Dispax
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包括三级分散模块。该模块可包括高达三个转子/定子组合(发生器)，每一级具有细、中等、粗和超细的选择。这使得可产生具有所需气泡尺寸(例如氢气气泡)的窄分布的分散体。在一些实施方案中，每一级采用超细发生器进行操作。在一些实施方案中，发生器组中的至少一个具有大于约5.08毫米(0.20英寸)的转子/定子最小间隙(剪切间隙宽度)。在可供选择实施方案中，发生器组中的至少一个具有大于约1.78毫米(0.07英寸)的最小转子/定子间隙。
现在参考图2，提供了适当的高剪切装置200的纵向截面。图2的高剪切装置200是包括三级或转子-定子组合的分散装置。高剪切装置200是包括三级或转子-定子组合220、230和240的分散装置。转子-定子组合可不受限制地被称为发生器220、230、240或级。三个转子/定子组或发生器220、230和240沿着驱动轴250串联地对准。
第一发生器220包括转子222和定子227。第二发生器230包括转子223和定子228。第三发生器240包括转子224和定子229。对于每个发生器，转子由输入250进行旋转式驱动并且围绕轴260按箭头265所示旋转。旋转方向可与箭头265所示方向相反(例如围绕旋转轴260以顺时针方向或逆时针方向旋转)。定子227、228和229被固定接合至高剪切装置200的壁255。
如上所述，每个发生器具有剪切间隙宽度，其是在转子和定子之间的最小距离。在图2的实施方案中，第一发生器220包括第一剪切间隙225；第二发生器230包括第二剪切间隙235；以及第三发生器240包括第三剪切间隙245。在实施方案中，剪切间隙225、235、245具有在约0.025毫米至约10.0毫米范围内的宽度。作为选择，该方法包括采用其中间隙225、235、245具有在约0.5毫米至约2.5毫米范围内的宽度的高剪切装置200。在某些情况下，剪切间隙宽度保持为约1.5毫米。作为选择，剪切间隙225、235、245的宽度对于发生器220、230、240是不同的。在某些情况下，第一发生器220的剪切间隙225的宽度大于第二发生器230的剪切间隙235的宽度，第二发生器230的剪切间隙235的宽度又大于第三发生器240的剪切间隙245的宽度。如上所述，各级的发生器可以是可互换的，从而提供灵活性。高剪切装置200可这样构建，使得剪切速率将沿着流动的方向260纵向地逐步增加。
发生器220、230和240可包括粗、中等、细和超细的特征。转子222、223和224以及定子227、228和229可以是啮合设计。每个发生器可包括两组以上转子-定子齿。在实施方案中，转子222、223和224包括超过10个沿每个转子的圆周而圆周间隔的转子齿。在实施方案中，定子227、228和229包括超过10个沿每个定子的圆周而圆周间隔的定子齿。在实施方案中，转子的内径为约12厘米。在实施方案中，转子的直径为约6厘米。在实施方案中，定子的外径为约15厘米。在实施方案中，定子的直径为约6.4厘米。在一些实施方案中，转子的直径为60毫米和定子的直径为64毫米，从而提供了约4毫米的间隙。在某些实施方案中，三级中的每一级采用包括剪切间隙为约0.025毫米至约4毫米的超细发生器进行操作。对于其中固体粒子将被发送通过高剪切装置40的应用，可选择适当的剪切间隙宽度(在转子和定子之间的最小间隙)用于粒度的适当减小和粒子表面积的适当增加。在实施方案中，这对于通过剪切和分散粒子来增加催化剂表面积可能是有利的。
高剪切装置200被构建用于在入口205处从管道13接受反应物流。反应混合物包括作为可分散相的氢和作为连续相的烃质液体。原料流还可以包括粒状固体催化剂成分。进入入口205的原料流被连续地泵送通过发生器220、230，然后通过240，从而形成产物分散体。产物分散体经由出口210(和图1的管道18)离开高剪切装置200。每个发生器的转子222、223、224相对于固定的定子227、228、229以高速旋转，从而提供高剪切率。转子的旋转泵送流体如进入入口205的原料流，向外通过剪切间隙(并且，如果存在的话，通过在转子齿之间的空间和在定子齿之间的空间)，从而产生局部的高剪切条件。在流体流过的剪切间隙225、235和245内(并且，当存在时，在转子齿和定子齿之间的间隙内)，被施加于流体上的高剪切力对流体进行加工并产生产物分散体。产物分散体经由高剪切出口210(和图1的管道18)离开高剪切装置200。
产物分散体具有低于约5微米的平均气泡尺寸。在实施方案中，HSD 40产生具有低于约1.5微米的平均气泡尺寸的分散体。在实施方案中，HSD 40产生具有低于1微米的平均气泡尺寸的分散体；优选气泡直径为亚微米。在某些情况下，平均气泡尺寸为约0.1微米至约1.0微米。在实施方案中，HSD 40产生具有低于400纳米的平均气泡尺寸的分散体。在实施方案中，HSD 40产生具有低于100纳米的平均气泡尺寸的分散体。高剪切装置200产生包括在大气压力下能够保持分散达至少约15分钟的被分散的气泡的分散体。
不束缚于任何理论，在乳液化学中已知的是分散在液体中的亚微米粒子或气泡主要通过布朗运动效应进行运动。在由高剪切装置200产生的产物分散体中的气泡可具有通过固体催化剂粒子的界面层(例如通过反应器10内的固体催化剂)的更大移动性，从而通过增强反应物的输送来帮助和加速催化反应。
在某些情况下，高剪切装置200包括
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Works，Inc.Wilmington，NC和APV North America，Inc.Wilmington，MA的Dispax
Figure G2008800087173D00152
可获得具有不同的入口/出口接头、马力、尖端速度、输出rpm和流量的几种型号。高剪切装置的选择将取决于产量要求和在离开高剪切装置200的出口210的管道18(图1)中的分散体中的所需的粒度或气泡尺寸。例如，
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型号DR 2000/4包括皮带传动，4M发生器，PTFE密封环，入口法兰25.4毫米(1英寸)卫生夹具，出口法兰19毫米(3/4英寸)卫生夹具，2HP功率，7900rpm的输出速度，约300-700升/小时的流量(水)(取决于发生器)，9.4-41米/秒的尖端速度(1850英尺/分钟至8070英尺/分钟)。
反应器.在实施方案中，容器或反应器10是其中可进行加氢裂化的任何类型的容器。例如，可串联或并联使用连续式或半连续式搅拌釜反应器或一个或多个间歇式反应器。在应用中，反应器10是固定床反应器。在实施方案中，反应器10是浆料床反应器。因此，在实施方案中，反应器10包括固定的非循环的催化剂，并且在管道21中的原料流包括无催化剂的液态烃。
预见许多的反应器10入口物流，其中之一如图1所示(管道18)。在实施方案中，反应器10是全循环加氢裂化反应器(extinctionhydrocracking reactor)。反应器10可以是单级“全”循环式反应器或二级加氢裂化器的第二级“全”循环式反应器。转化可通过使来自管道18的原料分散体与固定的催化剂固定床、固定的催化剂流化床接触或与催化剂的输送床接触进行。在实施方案中，反应器10是滴流床，其中原料分散体被允许缓慢地流过固定的催化剂固定床。使用这种构造，可希望在适当温度下采用新鲜催化剂引发反应，所述适当温度可随着催化剂老化而被提高，从而保持催化活性。
反应器10还可以包括例如被连接至反应器10的用于催化剂的入口管道，用于在系统操作期间接受催化剂溶液或浆料。反应器10可包括用于可包括未反应的氢的排出气体的排放管道(未示于图1中)。反应器10包括用于包含烃产物的产物流的出口管道16，该烃产物包含通过在烃质原料流中的高分子量化合物的至少一部分发生裂化所形成的较低沸点材料。在实施方案中，反应器10包括多个反应器产物管道16。
只要存在适当的时间、温度与压力条件，加氢裂化反应就将发生。在这种意义上讲，如果温度与压力条件是适当的，则在烃质原料流中的高分子量化合物的加氢裂化可在图1的流程图中的任一点发生。如果采用循环的浆料基催化剂，则反应更可能在图1所示的反应器10外面的点发生。尽管如此，通常希望非连续式的加氢裂化反应器10，从而顾及到增加的停留时间、搅动和加热和/或冷却。当采用催化剂床时，反应器10可为固定床反应器并且由于催化剂的存在及催化剂对加氢裂化速率的影响而可以为加氢裂化的主要场所。当采用反应器10时，反应器10可作为浆料反应器、固定床反应器、滴流床反应器、流化床反应器、泡塔或以本领域的技术人员公知的其它方法进行操作。在一些应用中，并入外部高剪切装置40例如会使得滴流床反应器像浆料反应器那样操作。
反应器10可包括一个或多个以下部件：搅拌系统，加热和/或冷却设备(capabilities)，压力测量仪器，温度测量仪器，一个或多个注射点，和液面调节器(未示出)，这是反应容器设计领域已知的。例如，搅拌系统可包括马达驱动混合器。加热和/或冷却设备可包括例如热交换器。
催化剂.在实施方案中，通过高剪切方法100进行的加氢裂化反应是包括固体催化剂、氢气和液态烃质相的多相催化反应。在实施方案中，反应器10包括加氢裂化催化剂的固定床或流化床。在实施方案中，催化剂可被分类为既具有加氢裂化活性(酸成分)又具有氢化活性的双功能催化剂。在实施方案中，催化剂包括选自贵金属如铂或钯和非贵金属如镍、钴、钼、钨、铁、铬和这些金属的组合的至少一种金属。在实施方案中，催化剂包括金属如钴与钼的组合。在实施方案中，加氢裂化旨在通过一些加氢精制(脱硫、脱氮等等)完成并且催化金属成分包括镍和钼或包括镍和钨。
加氢裂化催化剂可与无机氧化物基质成分一起使用，所述无机氧化物基质成分可选自例如无定形的催化性无机氧化物例如催化活性的二氧化硅-氧化铝，粘土，二氧化硅，氧化铝，氧化镁，二氧化钛，氧化锆，二氧化硅-氧化铝，二氧化硅-氧化锆，二氧化硅-氧化镁，氧化铝-氧化硼，氧化铝-二氧化钛等及其混合物。尽管催化剂在反应区中由于其中存在的氢和硫可能会经历化学变化，但是当首次接触氢在烃质原料流内的分散体时，该催化剂可为氧化物或硫化物的形式。
加氢裂化催化剂的酸性裂化成分可以是无定形材料如酸性粘土、氧化铝、二氧化硅或无定形二氧化硅-氧化铝。更长寿命的催化剂可包括大量的分子筛。这种具有较高程度分子筛的催化剂是“沸石”型催化剂。在常规的用法中，术语“分子筛”是指具有固定的开放式网络结构的材料，通常是晶体，其通过选择性包藏一种或多种成分而可被用于分离烃或其它混合物，或者可在催化转化方法中用作催化剂。术语“沸石”是指包含硅酸盐晶格的分子筛，通常与一些铝、硼、镓、铁和/或钛结合。
在实施方案中，催化剂包括包含沸石的酸性裂化成分。大孔沸石如沸石X或沸石Y可能是合适的，因为原料的主要成分(例如粗柴油，焦化装置塔底物，渣油，循环油，FCC塔底物)是更高分子量的烃，其不会进入更小孔的沸石的内孔结构，因此不会经历适当的转化。
在一些实施方案中，加氢裂化催化剂包括铝硅酸盐成分。可用作加氢裂化催化剂的构成部分的沸石铝硅酸盐的代表是沸石Y(包括蒸气稳定的，例如超稳定的Y)，沸石X，沸石β，沸石ZK，沸石ZSM-3，八面沸石，MCM-22，LZ，ZSM-5型沸石，例如，ZSM-5，ZSM-11，ZSM-12，ZSM-23，ZSM-35，ZSM-38，ZSM-48，ZSM-20，结晶硅酸盐如硅沸石(Silicalite)，毛沸石，丝光沸石，钾沸石，菱沸石，FU-1型沸石，NU型沸石，LZ-210型沸石及其混合物。
在实施方案中，催化剂包括无定形材料以及结晶沸石，如在美国专利No.3,523,887中所述。在实施方案中，催化剂是如美国专利No.5,391,287中所述的催化剂。重质烃油可同时进行加氢裂化和氢化脱蜡，以得到具有令人满意的倾点和粘度的液体产物。该产物可通过采用包括SSZ-35沸石的催化剂获得。在实施方案中，在管道21中的烃质原料流包括重质烃油[例如沸点高于343℃(650°F)的粗柴油]并且采用SSZ-35沸石催化剂。
在实施方案中，反应器10包括镍氢化催化剂，例如根据美国专利No.3,884,798的催化剂，其是包含氧化铝的多孔载体材料并且以元素金属计算含约6.5重量％至约10.5重量％的镍成分的共挤出催化复合物。例如可使用该催化剂以从包括石脑油的烃质原料中获得最大产量的在丙烷/丁烷范围内的LPG(液化石油气)或汽油沸程馏出物。在实施方案中，使用镍催化剂将较重质原料如煤油、轻质粗柴油、重质粗柴油、全沸程粗柴油和“黑油”转化为较低沸点的、通常是液体的产物，该产物包括汽油、煤油、柴油、润滑油等。
催化剂例如可通过在高温下与氢气接触，或通过在空气或其它含氧气体中燃烧而可再生。
传热装置.除了上述的反应器10的加热/冷却设备之外，在图1所示的实施方案的变体内，还考虑了用于加热或冷却工艺物流的其它的外部或内部传热装置。例如，可通过本领域技术人员已知的任何方法将热从反应器10中除去或将热添加到反应器10。还考虑了外部加热和/或冷却传热装置的用途。用于一种或多种这种传热装置的一些适当位置为：在泵5和HSD 40之间，在HSD 40和反应器10之间，和在泵5的上游。这类传热装置的一些非限制性实例是本领域已知的壳、管、板和蛇管换热器。
泵.泵5被构建用于连续操作或半连续操作，并且可以是任何适当的泵送装置，其能够提供大于202.65千帕(2个大气压)的压力，优选大于303.975千帕(3个大气压)的压力，从而使得受控流流过HSD 40和系统100。泵5能够提供大于7,000千帕(69个大气压)的压力。例如，Roper型1齿轮泵，Roper Pump Company(Commerce Georgia)DaytonPressure Booster Pump Model 2P372E，Dayton Electric Co(Niles，IL)是一种适当的泵。优选泵的所有接触部分包括不锈钢，例如316不锈钢。在所述系统的一些实施方案中，泵5能够提供大于约2026.5千帕(20个大气压)的压力。除了泵5之外，在图1所示的系统内还可包括一个或多个另外的泵(未示出)。例如，可类似于泵5的增压泵可被包括在HSD 40和反应器10之间，用于增加进入反应器10的压力，或者泵可位于管道24上，用于将含氢气体循环至HSD 40。作为另一个实例，可类似于泵5的补充的原料泵可被包括在内，用于将另外的反应物或催化剂引入到反应器10中。在其中包含固体催化剂的催化剂浆料被循环贯穿高剪切系统100的实施方案中，可能希望采用由耐用材料如陶瓷制成的泵从而使得侵蚀最小化。
通过加氢裂化包含高分子量化合物的烃质原料制造加氢裂化产物.
现在将参考图1来讨论高剪切加氢裂化系统100的操作。在加氢裂化重质烃的操作中，将可分散的含氢气流经由管道22引入到系统100中，并在管道13中与待加氢裂化的包含重质烃的原料流合并。
在管道21中的烃质原料流可能是典型的用于加氢裂化的烃原料。本方法可用于多种诸如以下原料的加氢裂化：原油，渣油(焦化装置塔底馏分渣油)，真空塔渣油，焦化装置粗柴油，循环油，FCC塔底渣油，真空粗柴油，脱沥青(真空)渣油及其它重油。在实施方案中，烃质原料流包含真空粗柴油、粗柴油、重油、渣油、真空蒸馏渣油或其组合。
烃质原料可选自：重石脑油，煤油，耐高温的催化裂化循环油，较高沸点直馏油和焦化装置粗柴油，及其组合。衍生自煤、页岩或焦油砂的油还可通过所公开的高剪切加氢裂化方法进行处理。在高强度(severity)下，加氢裂化可将这些材料转化为汽油和较低沸点石蜡；更小强度可允许较高沸点原料被转化为较轻质馏出物如柴油机燃料和航空煤油。
在原油的精炼中，习惯于在大气压力下对原油进行分馏以回收作为塔顶馏出物的汽油、石脑油、煤油和常压粗柴油，留下仍作为塔底物的常压渣油。然后继续在减压条件下进行蒸馏，获得塔顶馏出物真空粗柴油和轻质润滑油馏出物，留下减压渣油。在实施方案中，烃质原料流包含沸点从约343℃(650°F)至约593℃(1100°F)的真空粗柴油和沸点从约204℃(400°F)至约343℃(650°F)的粗柴油。在实施方案中，在管道21内的原料流包含沸点为约343℃(650°F)至约593℃(1100°F)的真空粗柴油，其来自原油蒸馏装置真空蒸馏塔或渣油脱硫装置真空蒸馏塔。在实施方案中，烃质原料流包含一般沸点高于343℃(650°F)的油。在实施方案中，烃质原料流包含重油，该重油包含高分子量长链石蜡和一大部分是稠环芳香族化合物的高分子量芳香族化合物。在实施方案中，原料包含常压渣油。
在实施方案中，使用初步加氢处理步骤(未示于图1)来除去氮和硫并且将芳香族化合物饱和为环烷烃，而无实质上的沸程转化。该加氢处理可改善加氢裂化催化剂性能并且允许采用更低的温度、更高的空间速度、更低的压力或者这些条件的组合。
如上所述，在管道21中的烃质原料经由管道13被泵送到HSD 40。在一些实施方案中，到达HSD 40的原料包含新鲜的烃质流体和包含未转化烃的循环物流，例如来自反应器10、分离器30或分馏器50的循环物流。
氢气与烃质原料被引入到HSD 40中。氢可经由可分散的气体管道22被引入到管道13内而被引入到HSD 40中。在可供选择的实施方案中，氢和液态烃质原料分别被引入到HSD 40中。在实施方案中，到达HSD 40的原料流包含过量的氢。在加氢裂化器10中使用过量的氢可为断裂的碳碳键的快速氢化作准备，导致提高所需产物收率和选择性。
在管道22内的一部分可分散的氢流可包括来自物流24的净循环氢，例如，其可经由管道24被循环至HSD 40。应当注意到，图1是简化的工艺图，为了简明起见，省略了多件工艺设备如分离器、加热器和压缩机。
含氢气体可实质上是纯氢，或者是包含氢的气流。在实施方案中，含氢气体被直接供应到HSD 40中，而不是在管道13中与液体反应物流(即烃质流体)组合。泵5可进行工作以泵送通过管道21的液体反应物(待加氢裂化的包含高分子量化合物的烃质流体)，并形成压力以及进料HSD 40，从而提供贯穿整个高剪切装置(HSD)40和高剪切系统100的受控流。在一些实施方案中，泵5增加HSD入口物流的压力至大于202.65千帕(2个大气压)，优选大于约303.975千帕(3个大气压)。用这种方法，高剪切系统100可将高剪切与压力结合以增强反应物的均匀混合。
在泵送后，氢和液体反应物(在管道13中的高分子量烃)在HSD 40内混合，HSD 40用于产生含氢气体在烃质流体中的细分散体。在HSD40中，含氢气体和烃质流体被高度分散，使得形成氢气的纳米气泡、亚微米级气泡和/或微泡，用于更好地溶解在溶液中和用于增强反应物混合。在高剪切加氢裂化系统100中，来自高剪切装置40的在管道18中的分散体包括含氢气泡在包含待加氢裂化的烃质化合物的液相中的分散体。例如，可使用分散器
Figure G2008800087173D00211
型DR 2000/4，其是构建有串联对准的三组转子-定子的高剪切、三级分散装置来产生可分散的含氢气体在包含待加氢裂化的较高分子量烃(即“反应物”)的液体介质中的分散体。转子/定子组可例如如图2所示进行构建。组合的反应物经由管道13进入高剪切装置并进入第一级转子/定子组合。第一级的转子和定子可分别地具有圆周间隔的第一级转子齿和定子齿。离开第一级的粗分散体进入第二转子/定子级。第二级的转子和定子也可分别地包括圆周间隔的转子齿和定子齿。离开第二级的气泡尺寸减小的分散体进入第三级转子/定子组合，该第三级转子/定子组合可包括分别具有转子齿和定子齿的转子和定子。该分散体经由管道18离开高剪切装置。
在一些实施方案中，剪切速率沿着流动方向260纵向地逐步增加。例如，在一些实施方案中，在第一转子/定子级中的剪切速率大于在随后的级中的剪切速率。在其它实施方案中，剪切速率沿着流动方向基本上是恒定的，在每级内的剪切速率基本上是相同的。
如果高剪切装置40包括PTFE密封件，则该密封件可采用本领域已知的任何适当技术进行冷却。例如，在管道13中流动的反应物流可用于冷却密封件并且在这种情况下在进入高剪切装置40之前根据需要将反应物流进行预热。
HSD 40的转子可被设定为在与转子直径和所需的尖端速度相称的速度下旋转。如上所述，高剪切装置(例如胶体磨或齿形边缘分散器)在定子和转子之间具有固定的间隙或者具有可调节的间隙。HSD 40用于将含氢气体和反应物液体(即在管道13中的烃质原料)均匀混合。在该方法的一些实施方案中，通过高剪切装置的操作，反应物的输送阻力降低，使得反应速度增加超过约5％。在该方法的一些实施方案中，通过高剪切装置的操作，反应物的输送阻力降低，使得反应速度增加超过约5倍(factor)。在一些实施方案中，反应速度增加至少10倍。在一些实施方案中，速度增加约10至约100倍。
在一些实施方案中，HSD 40在至少4500英尺/分钟的尖端速度下传送至少300升/小时，并且尖端速度可超过7900英尺/分钟(40米/秒)。功率消耗可为约1.5千瓦。尽管测量在HSD 40内的旋转的剪切装置或旋转件的尖端处的瞬时温度和压力是困难的，但据估计通过均匀混合的反应物发现的局部温度超过500℃以及在汽蚀条件下超过500kg/cm2的压力。高剪切混合导致微米级或亚微米级的含氢气泡在包含待加氢裂化的烃质化合物的连续液相中的分散体。在一些实施方案中，所得的分散体具有低于约1.5微米的平均气泡尺寸。因此，经由管道18离开HSD 40的分散体包括微米级和/或亚微米级的气泡。在一些实施方案中，所得的分散体具有低于1微米的平均气泡尺寸。在一些实施方案中，平均气泡尺寸为约0.4微米至约1.5微米。在一些实施方案中，平均气泡尺寸低于约400纳米，并且有时候可为约100纳米。在许多实施方案中，微泡分散体能够在大气压力下保持分散达至少15分钟。
一旦被分散，所得的分散体经由管道18离开HSD 40并且供应到反应器10，如图1所示。任选地，如果需要，该分散体在到反应器10之前可进一步加工。在实施方案中，反应器10是包含催化剂固定床的固定床反应器。
在反应器10中，随着来自HSD 40的分散体接触催化剂，在加氢裂化催化剂存在下，通过加氢转化发生加氢裂化。反应器10内的内容物可被连续或半连续搅拌，反应物温度可受到控制(例如使用热交换器)，容器内的压力可采用适当的压力测量仪器进行监视，并且反应器10内的液面可采用标准技术进行调节。加氢裂化产物可以连续方式、半连续方式或间歇方式产生，根据特定应用的需要而定。
在实施方案中，反应器10包括催化剂固定床。在实施方案中，反应器10包括滴流床反应器。加氢裂化催化剂可以连续方式或非连续方式经由入口管道(未示于图1中)被引入到反应器10中，作为浆料或者催化剂物流。作为选择或另外地，催化剂可被添加在系统100中的别处。例如，在一些实施方案中，催化剂浆料可被注射到管道21中。
在实施方案中，反应器10包括本领域技术人员已知的适合于如上所述的加氢裂化的适当的催化剂床。
反应器条件.表示与其它反应条件在一起的工艺强度(processseverity)的反应器10内的温度与压力可随着原料、所用催化剂的类型以及在工艺中所寻求的加氢转化程度而改变。在实施方案中，例如，可能需要更低的加氢转化率以降低氢消耗。在低转化率下，原料中的正石蜡可优先于异石蜡被转化，但是在较高转化率下，在更强烈的条件下，异石蜡也可被转化。
原料在高温和高压的加氢裂化条件下和在氢存在下与催化剂接触。在实施方案中，采用与在常规的加氢裂化中所用那些条件类似的温度、压力、空间速度和氢气比率的条件。
在实施方案中，反应器10内的加氢裂化在从100℃至400℃的温度和绝对压力为101.325千帕-13.2兆帕(1-130个大气压)的高压下发生。在实施方案中，加氢裂化器10在350℃至450℃(650°F至850°F)的温度下操作。在实施方案中，反应器10的压力大于约7,000千帕(1,000磅/平方英寸)。在实施方案中，反应器10的压力为约5171千帕(750磅/平方英寸)至约69兆帕(10,000磅/平方英寸)，或6.9兆帕(1,000磅/平方英寸)至27.5兆帕(4,000磅/平方英寸)。在实施方案中，反应器10内的氢分压为600千帕至20,000千帕。会希望高的氢压以防止催化剂老化并以便保持足够的活性，从而使得所述方法采用催化剂固定床操作达1-2年的时间段而无需再生。在一些实施方案中，反应器10内的压力为约202.65千帕(2个大气压)至约5.6兆帕-6.1兆帕(55-60个大气压)。在一些实施方案中，反应压力为在约810.6千帕至1.5兆帕(8个大气压至约15个大气压)范围内。
在来自HSD 40的分散体中氢与烃原料的比率可为0.009立方米/升至3.6立方米/升(50至20,000 SCF/bbl)。原料的空间速度可为0.1至20LHSV，优选为0.1至1.0LHSV。
加氢裂化产物可经由管道16离开反应器10。在实施方案中，在管道16中的产物流包括液体和气体的二相混合物。在管道16中的加氢裂化产物包括任何未反应的氢气、未反应的较高分子量烃和通过将烃质原料流中的较重质烃加氢裂化产生的较低沸点烃。
下游加工.来自加氢裂化反应器的流出物经由管道16离开加氢裂化区域。来自反应器10的流出物包括液体和气体的二相混合物。在实施方案中，流出物液相的主要成分是C5烃和更高级烃。在离开反应器10之后，在管道16中的产物流可流到产物升级系统用于进一步加工。产物升级可产生宽范围的市售产物，例如汽油，润滑油，以及包括柴油、石脑油、煤油、喷气式发动机燃料和燃料油在内的中间馏出物燃料。
在管道16中的产物流可像本领域技术人员已知的那样进一步处理。在实施方案中，管道16流体连接反应器10与分离器区域30。分离器区域30可包括例如高压分离器，从中经由管道24除去氢气和轻气体并且分离的产物流经由管道36被提取。分离器区域30可经由管道36流体连接至分馏器50。分馏器50可为在比分离器30更低的压力下操作的分馏塔。转化(加氢裂化)产物可经由管道45在塔顶从分馏器50中取出。重质的未转化油可经由管道35从分馏器50的塔底除去。来自分馏器的包括未转化油和重油的塔底物流的一部分可经由物流20被循环至高剪切装置40用于进一步转化。管道20可连接至管道21，例如，用于将未转化的烃质产物循环至HSD 40。
在实施方案中，在管道35中的产物流像本领域技术人员已知的那样进行进一步处理。例如，产物流35可经历脱蜡工艺。
多次操作.在图1所示的实施方案中，所述系统被构建用于单次操作，其中来自反应器10的输出16直接转向进一步加工用于回收加氢裂化产物。在一些实施方案中，会希望将反应器10的内容物，或包含高沸点化合物的液体馏分，在随后轮次期间，通过HSD 40。在这种情况下，未转化的化合物可通过例如注射到管道21、管道13或管道18被引入到HSD 40中。在实施方案中，管道16、管道36、管道20或其组合被连接至管道21，使得包括未转化的或重质的烃质化合物的下游管道的内容物的至少一部分被循环至HSD 40。循环可借助于泵5和管道13，由此借助于HSD 40进行。另外的含氢气体可被经由管道22注射到管道13，或者可将其直接加入到高剪切装置中(未示出)。
多个高剪切混合装置.在一些实施方案中，两个以上高剪切装置如HSD 40或不同构型的高剪切装置被串联地对准，并被用于进一步增强反应。它们操作可以为间歇方式或连续方式。在一些其中希望单次或“单程”方法的情况下，使用多个串联的高剪切装置可能也是有利的。例如，在实施方案中，在管道18中的出口分散体可被供应到第二高剪切装置内。当多个高剪切装置40串联操作时，可将另外的氢气注射到每个高剪切装置内的入口原料流中。在一些实施方案中，多个高剪切装置40并联操作，并且来自它们的出口分散体被引入到一个或多个反应器10中。
在高剪切装置40内产生的在管道18内的分散体中，微米级和/或亚微米级氢气泡的增加的表面积导致反应器10内的更快和/或更完全的加氢裂化。如上所述，另外的益处可以是能够在更低温度和/或更低压力下操作反应器10，从而导致节约操作成本和/或投资成本。
本发明的益处包括但不限于，循环时间更快、生产量增加、催化剂使用更有效、加氢转化程度更高、生产成本减少和/或资本费用减少，这是由于设计了更小的加氢裂化反应器和/或在更低温度和/或更低压力下进行加氢裂化方法的可能性所导致的。
通过HSD 40实现反应物的增强的混合的应用可能使得更有效地进行烃质物流的加氢裂化。在一些实施方案中，增强的混合加强工艺物流的产量的增加。在一些实施方案中，高剪切混合装置被并入已确立的方法中，从而使得生产增加(即产量更大)。与试图通过简单地增加加氢裂化器温度、催化剂酸性或停留时间来增加加氢裂化程度的一些方法相反，由外部高剪切混合提供的较好的分散体和接触可在许多情况下使得总体的操作温度、停留时间和/或催化剂酸性降低，同时保持产量或甚至增加产量。
尽管不希望束缚于特定的理论，但是相信高剪切接触的水平或程度足够增加传质速率，并且还产生局部的非理想的条件，这些条件使得反应得以发生，而这些反应另外基于吉布斯自由能预测预期是不会发生的。拒信局部的非理想条件在高剪切装置内发生，导致温度和压力增加，相信最显著的增加在局部压力方面。在高剪切装置内，压力和温度的增加是瞬间的和局部的，并且一旦离开高剪切装置迅速地恢复回到松散(bulk)或平均系统条件。在一些情况下，高剪切混合装置诱导具有足够强度的汽蚀作用，从而使反应物中的一种或多种解离成自由基，其可加强化学反应或使得反应在比可能另外所需的严格程度更低的条件下发生。汽蚀作用还可通过产生局部湍流和液体微循环(声流)而增加输送过程速率。关于在化学/物理加工应用中应用汽蚀现象的综述由Gogate等人的“Cavitation：A technology on the horizon，”CurrentScience 91(No.1)：35-46(2006)提供。本系统和方法的某些实施方案的高剪切混合装置诱导汽蚀作用，由此氢和烃质化合物被解离成自由基，这些自由基然后发生反应而产生较低沸点加氢裂化产物化合物。
在一些实施方案中，本文所述的系统和方法允许设计比先前不使用外部高剪切装置40的可能的方法更小和/或更低的资本密集方法。与现有方法相比，所公开的方法的某些实施方案的可能的益处是操作成本降低和产量增加。所公开方法的某些实施方案另外提供的优点是由于新方法的设计而投资成本减少。在实施方案中，使用高剪切装置40将含氢气体分散在包含待加氢裂化的化合物的烃质流体中降低了未反应的氢的量(例如，在管道24中被除去的氢)。
本发明的经由加氢裂化作用进行烃质流体的加氢裂化的方法和系统采用外部高剪切机械装置，以提供在反应器/高剪切分散器装置内的受控环境下化学成分的快速接触和混合。高剪切装置降低了对反应的传质限制，因而增加了总反应速率，并且可允许在预期不可能发生实质反应的总体操作条件下进行实质的加氢裂化。
在实施方案中，本公开的方法与不包括外部高剪切混合的常规加氢裂化方法相比，提供了对所需烃的更高的选择性。在实施方案中，在外部高剪切装置40中的混合程度经过改变而获得所需的出口产物分布。在实施方案中，本公开的高剪切加氢裂化方法允许在更低温度下进行加氢裂化器10的操作，从而产生更长的烃。在实施方案中，用于烃质原料的加氢裂化的本系统和方法的使用通过增加裂化/氢化的速率(降低传质阻力)而使得减少量的氢的使用在经济上可行。
尽管已经显示和描述了本发明的优选实施方案，但是可由本领域技术人员对其进行修饰而不脱离本发明的精神和教导。本文所述的实施方案只是示例性的，而非旨在为限制性的。本文所公开的本发明的许多变体和修饰是可能的并处于本发明的范围内。当清楚表明数值范围或界限时，这些表述范围或界限应被理解为包括落在表述范围或界限内的同样数量级的重复的范围或界限(例如约1至约10包括2、3、4等；大于0.10包括0.11、0.12、0.13等)。关于权利要求中任何要素使用的术语“任选”旨在表示主题要素是需要的或者作为选择是不需要的。二种备选方案旨在包含在权利要求的范围内。更广义的术语如包括、包含、具有等的使用，应被理解为对更狭义的术语诸如由……组成、基本上由……组成、实质上包含等的支持。
因此，保护范围不受上述描述限制，而是只受所附权利要求书限制，该范围包括权利要求的主题的所有等价物。每个权利要求作为本发明的实施方案被并入本说明书中。因而，权利要求书是进一步描述并且是本发明的优选方案的附加。本文引用的所有的专利、专利申请和出版物的公开作为参考并入本文至它们提供补充本文所述的那些内容的示例性的、程序上的或其它细节的程度。

Claims (20)

1.加氢裂化包含液态烃的原料流的方法，该方法包括：
形成包含分散在液态烃中的含氢气泡的分散体，其中气泡具有低于约5微米的平均直径；及
在加氢裂化催化剂存在的条件下将分散体引入到加氢裂化反应器中。
2.权利要求1的方法，其中催化剂作为催化剂浆料或者催化剂流化床或催化剂固定床存在。
3.权利要求1的方法，其中加氢裂化催化剂包括沸石、粘土、氧化铝、二氧化硅、氧化锆、氧化镁、二氧化钛或其组合。
4.权利要求1的方法，其还包括从加氢裂化器中除去加氢裂化产物及使用高压分离器从加氢裂化产物中除去过量的氢。
5.权利要求4的方法，其还包括在高压分离器内从其中除去氢后，对产物进行分馏从而获得塔底产物。
6.权利要求5的方法，其还包括将塔底产物的至少一部分、所回收的氢的至少一部分或者二者循环至加氢裂化器中。
7.权利要求1的方法，其中形成分散体包括使含氢气体和原料流的混合物经历大于约20,000秒-1的剪切速率。
8.权利要求1的方法，其中形成分散体包括使含氢气体和原料流在高剪切装置内接触，其中高剪切装置包括至少一个转子，并且其中至少一个转子在分散体形成期间在至少22.9米/秒(4,500英尺/分钟)的尖端速度下旋转。
9.权利要求8的方法，其中高剪切装置在至少一个转子的尖端处产生至少约1034.2兆帕(150,000磅/平方英寸)的局部压力。
10.权利要求8的方法，其中高剪切装置的能量消耗大于1000瓦特/立方米。
11.权利要求1的方法，其中原料流包括选自渣油、粗柴油及其组合中的至少一种。
12.加氢裂化方法，该方法包括：
使待加氢裂化的包含含氢气体和液态烃的流体混合物经历大于20,000秒-1的剪切速率，以产生氢在液态烃连续相中的分散体；及
将分散体引入到固定床加氢裂化反应器中，从该固定床加氢裂化反应器中除去加氢裂化产物。
13.权利要求12的方法，其还包括：
在第一压力下，将加氢裂化产物分离成气流和包含加氢裂化产物的分离后的液体产物流；
在低于第一压力的第二压力下，对分离后的液体产物流进行分馏，以将在分离后的液体产物流中的较低沸点化合物与较高沸点化合物分离；及
将较高沸点化合物的至少一部分循环至加氢裂化器。
14.权利要求12的方法，其中使待加氢裂化的包含含氢气体和液态烃的流体混合物经历大于20,000秒-1的剪切速率包括将流体引入到包括至少两个发生器的高剪切装置中。
15.加氢裂化烃质原料流的系统，该系统包括：
至少一个高剪切混合装置，其包括用于包括液态烃相和氢气的流体流的入口，用于氢气在液态烃相中的分散体的出口，及包括被剪切间隙分隔的转子和定子的至少一个发生器，其中剪切间隙是在转子和定子之间的最小距离；其中高剪切混合装置能够产生大于5.0米/秒(1,000英尺/分钟)的转子的尖端速度；及
加氢裂化器，其包含加氢裂化催化剂并包括与高剪切混合装置的出口流体连接的入口。
16.权利要求15的系统，其还包括加氢裂化器下游的分离器。
17.权利要求15的系统，其中至少一个高剪切混合装置能够产生至少40.1米/秒(7,900英尺/分钟)的转子尖端速度。
18.权利要求15的系统，其包括至少两个高剪切混合装置。
19.权利要求15的系统，其中至少一个高剪切装置包括至少两个发生器。
20.权利要求19的系统，其中由一个发生器提供的剪切速率大于由另一个发生器提供的剪切速率，其中剪切速率是除以最小间隙的转子的尖端速度。
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