CN102471054A - 从炼厂气高剪切生产增值产品 - Google Patents

从炼厂气高剪切生产增值产品 Download PDF

Info

Publication number
CN102471054A
CN102471054A CN2010800331165A CN201080033116A CN102471054A CN 102471054 A CN102471054 A CN 102471054A CN 2010800331165 A CN2010800331165 A CN 2010800331165A CN 201080033116 A CN201080033116 A CN 201080033116A CN 102471054 A CN102471054 A CN 102471054A
Authority
CN
China
Prior art keywords
gas
rotor
catalyst
refinery
shear
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Pending
Application number
CN2010800331165A
Other languages
English (en)
Inventor
阿齐兹·哈桑
阿巴斯·哈桑
雷福德·G·安东尼
格雷戈里·博辛格
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
HRD Corp
Original Assignee
HRD Corp
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 HRD Corp filed Critical HRD Corp
Publication of CN102471054A publication Critical patent/CN102471054A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0053—Details of the reactor
    • B01J19/0066—Stirrers
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/22—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of gaseous or liquid organic compounds
    • C01B3/24—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of gaseous or liquid organic compounds of hydrocarbons
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F27/00—Mixers with rotary stirring devices in fixed receptacles; Kneaders
    • B01F27/27—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices
    • B01F27/271—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices with means for moving the materials to be mixed radially between the surfaces of the rotor and the stator
    • B01F27/2711—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices with means for moving the materials to be mixed radially between the surfaces of the rotor and the stator provided with intermeshing elements
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F27/00—Mixers with rotary stirring devices in fixed receptacles; Kneaders
    • B01F27/27—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices
    • B01F27/271—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices with means for moving the materials to be mixed radially between the surfaces of the rotor and the stator
    • B01F27/2714—Mixers with stator-rotor systems, e.g. with intermeshing teeth or cylinders or having orifices with means for moving the materials to be mixed radially between the surfaces of the rotor and the stator the relative position of the stator and the rotor, gap in between or gap with the walls being adjustable
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F33/00—Other mixers; Mixing plants; Combinations of mixers
    • B01F33/80—Mixing plants; Combinations of mixers
    • B01F33/81—Combinations of similar mixers, e.g. with rotary stirring devices in two or more receptacles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F33/00—Other mixers; Mixing plants; Combinations of mixers
    • B01F33/80—Mixing plants; Combinations of mixers
    • B01F33/81—Combinations of similar mixers, e.g. with rotary stirring devices in two or more receptacles
    • B01F33/811—Combinations of similar mixers, e.g. with rotary stirring devices in two or more receptacles in two or more consecutive, i.e. successive, mixing receptacles or being consecutively arranged
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J10/00—Chemical processes in general for reacting liquid with gaseous media other than in the presence of solid particles, or apparatus specially adapted therefor
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J10/00—Chemical processes in general for reacting liquid with gaseous media other than in the presence of solid particles, or apparatus specially adapted therefor
    • B01J10/002—Chemical processes in general for reacting liquid with gaseous media other than in the presence of solid particles, or apparatus specially adapted therefor carried out in foam, aerosol or bubbles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/18—Stationary reactors having moving elements inside
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/18—Stationary reactors having moving elements inside
    • B01J19/1806—Stationary reactors having moving elements inside resulting in a turbulent flow of the reactants, such as in centrifugal-type reactors, or having a high Reynolds-number
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/20—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium
    • B01J8/22—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid
    • B01J8/222—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid in the presence of a rotating device only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/22—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of gaseous or liquid organic compounds
    • C01B3/24—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of gaseous or liquid organic compounds of hydrocarbons
    • C01B3/26—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of gaseous or liquid organic compounds of hydrocarbons using catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
    • C07C29/151—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases
    • C07C29/152—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases characterised by the reactor used
    • 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
    • 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
    • C10G50/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from lower carbon number hydrocarbons, e.g. by oligomerisation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00002—Chemical plants
    • B01J2219/00004—Scale aspects
    • B01J2219/00006—Large-scale industrial plants
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00168—Controlling or regulating processes controlling the viscosity
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00189—Controlling or regulating processes controlling the stirring velocity

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Dispersion Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Feeding, Discharge, Calcimining, Fusing, And Gas-Generation Devices (AREA)
  • Pipeline Systems (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

本发明提供了从炼厂气生产增值产品的方法，该方法包括：提供含有选自C1-C8化合物的至少一种的炼厂气；在高剪切装置中将炼厂气与液体载体密切混合从而形成气体在液体载体中的分散体，其中分散体中的气泡的平均直径小于或等于约5m；和提取含有选自较高级烃、烯烃和醇的至少一种组分的增值产品。本发明还提供了用于从炼厂气生产增值产品的系统，其包括：至少一个含有至少一个转子和至少一个形状互补的定子的高剪切装置；用于生产含有C1-C8化合物中至少一种的炼厂气的设备；和被配置用于将含有液体载体的液体流传送到所述高剪切装置的泵。

Description

从炼厂气高剪切生产增值产品
与相关申请的交叉参考
本申请根据美国法典第35篇第119条e款(35U.S.C.§119(e))要求2009年7月28日提交的美国临时专利申请No.61/229082的权益，在此通过引用的方式将No.61/229082的公开内容引入本文。
关于联邦资助的研究与开发的声明
不适用。
技术领域
本发明主要涉及从炼厂气(refinery-related gas)生产增值产品。更具体地，本发明涉及通过剪切促进的炼厂气的反应来生产含有含氧化物的产品的设备和方法。
背景技术
炼油厂被用于加工原油并将其精炼为更有用的石油产品，如汽油、柴油、沥青基、取暖油、煤油和液化石油气。炼油厂典型是大规模铺开的工业集群，遍布大量管道，在巨大的化工设备之间运送流体流。
炼油厂中所用的许多工艺产生大量气体。相当量的该气体为负值气体，即，在处理该气体中产生经济损失。炼油厂所产生的许多气体被送到气体加工厂用于生产增值产品，或者在这些气体用作燃气或燃烧进入环境中之前对所述气体进行处理。由于环境法规的规定，燃烧可能是不合适的。此外，经常发现原油有伴生气，通常在精炼原油之前从中分离伴生气。
因此，产业中需要将炼厂气转化为增值产品的系统和方法。期望该转化使得从炼厂气到增值产品的转化具有经济效益。期望可以将该系统和方法并入现有炼厂或设计在新炼厂的建造中。也需要增强原油的API和/或提高原油稳定性的系统和方法。在一些情况下也可以完全取消催化剂。
概述
本文公开了从炼厂气生产增值产品的方法，该方法包括：提供炼厂气，所述炼厂气含有选自C1-C8化合物的至少一种化合物和其组合；(b)在高剪切装置中将炼厂气与液体载体密切混合，从而形成气体在液体载体中的分散体，其中分散体中气泡的平均直径小于或等于约5微米；和(c)提取增值产品，所述增值产品含有选自较高级烃、烯烃、醇、醛和酮的至少一种组分。在一些情况下，炼厂气选自裂解气、FCC废气(offgas)、伴生气、加氢脱硫废气、焦化废气、催化裂化废气、热裂化废气和其组合。在某些情况下，C1-C8化合物包括二氧化碳。
在一个实施方案中，作为增值产品的醇选自甲醇、乙醇、异丙醇、丁醇和丙醇。在一个实施方案中，步骤(b)还包括使炼厂气和载体与催化剂接触。在一些情况下，催化剂含有选自磷酸、磺酸、硫酸、沸石、固体酸催化剂、和液体酸催化剂的至少一种组分。在一些实施方案中，载体是催化剂。在一些实施方案中，载体包含硫酸。在一些实施方案中，载体包含水。在一个实施方案中，步骤(c)包括从载体和增值产品中分离轻质气体。在另一个实施方案中，该方法还包括使炼厂气和载体与催化剂接触，所述催化剂选自加氢催化剂、羟化催化剂、部分氧化催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂、加氢精制催化剂、重整催化剂、水合催化剂、加氢裂化催化剂、费-托(Fischer-Tropsch)催化剂、脱氢催化剂和聚合催化剂。
在一实施方案中，描述了提高原油的API比重度(API gravity)的方法。该方法包括：将原油和气体引入包含至少一个转子和至少一个定子的高剪切装置，所述气体选自含氧化物、伴生气、非伴生气、从载体和增值产品中分离的轻质气体、和其组合；转动转子提供至少22.9m/s的端速。在一些实施方案中，API比重度至少增加1.5倍。
本公开还描述了从炼厂气生产增值产品的系统，该系统包括：至少一个高剪切装置，所述高剪切装置包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，并被配置用于产生在液体载体中含有炼厂气气泡的分散体；用于生产含有一种或多种C1-C8化合物的炼厂气的设备；和泵，所述泵被配置用于传送含有液体载体的液体流到高剪切装置。在一些实施方案中，该系统还包括与高剪切装置连接的容器，该容器被配置用于从高剪切装置接收分散体。
在一个实施方案中，所述至少一个转子可以在至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速下旋转，其中所述端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率。在一个实施方案中，所述至少一个转子与所述至少一个定子被在约0.02mm至约5mm范围内的剪切间隙隔开，其中所述剪切间隙为所述至少一个转子与所述至少一个定子之间的最小距离。在一个实施方案中，所述至少一个转子在运行期间能够提供至少20,000s-1的剪切速率，其中所述剪切速率被定义为端速除以剪切间隙，且其中所述端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率。
在一个实施方案中，所述系统包括一个以上高剪切装置。在一个实施方案中，高剪切装置包括至少两个发生器，其中每个发生器包括转子和形状互补的定子。在一个实施方案中，用于生产炼厂气的设备包括被配置为用于将有机分子分解为较简单的分子的裂化器。在一个实施方案中，生产炼厂气的设备包括炼油长或其某些组件、化石燃料燃烧设备或其某些组件。在实施方案中，化石燃料燃烧设备为电厂或电站。
本文公开了从炼厂气生产增值产品的方法，该方法包括：(a)提供炼厂气，所述炼厂气含有主要选自C1-C8化合物和氢气的至少一种；(b)在高剪切装置中将炼厂气与液体载体密切混合，以形成气体在液体载体中的分散体，其中分散体中气泡的平均直径小于或等于约5微米；和(c)提取增值产品，所述增值产品含有选自较高级烃、烯烃和醇的至少一种组分。在实施方案中，气泡的平均直径不大于约5、4、3、2、1、0.5、0.4、0.3、0.2或0.1μm。在实施方案中，气泡的平均直径不大于约100nm。炼厂气可以选自裂解气、FCC废气、伴生气、加氢脱硫废气、焦化废气、催化裂化废气、热裂化废气、或者其它烃加工或燃烧源及其组合。在实施方案中，高剪切装置包括至少一个转子和至少一个定子，及(b)包括将气-液流以至少约23m/sec的端速进行高剪切混合，其中所述端速被定义为πDn，其中D为所述至少一个转子的直径且n为旋转频率。在实施方案中，高剪切装置包括至少一个转子和至少一个定子，及(b)包括提供至少20,000s-1的剪切速率，其中所述剪切速率被定义为端速除以剪切间隙，且其中所述端速被定义为πDn，其中D为所述至少一个转子的直径且n为旋转频率。提供至少20,000s-1的剪切速率可以在所述至少一个转子的顶端产生至少约1034.2MPa(150,000psi)的局部压力。提供至少20,000s-1的剪切速率可以包括以至少22.9m/s(4500ft/min)的端速转动所述至少一个转子，其中所述端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率。分散体的形成可以包括至少约1000W/m3、5000W/m3、7500W/m3、1kW/m3、500kW/m3、1000kW/m3、5000kW/m3、7500kW/m3或更多的能量消耗。
在实施方案中，(b)还包括使炼厂气和载体与催化剂接触。催化剂可以选自固体酸催化剂和液体催化剂。催化剂可以选自磷酸、磺酸、硫酸、沸石、氢硅烷(hydrosilane)和其组合。催化剂也可以含有作为活性组分的贵金属，如镍、钌、铑、或铂。也可以使用生物催化剂。在实施方案中，载体是催化剂。在实施方案中，载体包含硫酸。在实施方案中，所产生的醇包含选自甲醇、乙醇、异丙醇、丁醇和丙醇的至少一种。
在实施方案中，(c)包括从载体和增值产品中分离轻质气体。该方法可以进一步包括将轻质气体进行高剪切。将轻质气体进行高剪切可以包括在有费-托催化剂存在时将轻质气体引入包括至少一个转子和至少一个定子的高剪切装置中，从而产生费-托烃。将轻质气体进行高剪切可以包括提供至少20,000s-1的剪切速率，其中剪切速率被定义为端速除以剪切间隙，且其中端速被定义为πDn，其中D为所述至少一个转子的直径且n为旋转频率。将轻质气体进行高剪切可以包括将轻质气体和原油引入包括至少一个转子和至少一个定子的高剪切装置中，且使高剪切装置的内容物受到至少20,000s-1的剪切速率。在多种实施方案中，对轻质气体和液体或浆体一起施加高剪切。
该方法可以进一步包括使载体(液体或浆体)和炼厂气与催化剂接触，所述催化剂选自加氢催化剂、羟化催化剂、部分氧化催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂、加氢精制催化剂、重整催化剂、水合催化剂、加氢裂化催化剂、费-托催化剂、脱氢催化剂和聚合催化剂。
也公开了增加原油的API比重度的方法，该方法包括：将原油和气体引入包括至少一个转子和至少一个定子的高剪切装置中，所述气体选自含氧化物、伴生气、非伴生气、来自上述从炼厂气生产增值产品的方法的轻质气体、或其组合；和旋转转子以提供至少22.9m/s的端速。在实施方案中，使API比重度增加至少1.5倍。在实施方案中，使API比重度增加至少2倍。
也公开了从炼厂气生产增值产品的系统，该系统包括：至少一个高剪切装置，所述高剪切装置包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，被配置用于制备在液体载体中含有炼厂气气泡的分散体；用于生产炼厂气的设备，所述炼厂气含有C1-C8化合物和氢气中的一种或多种；和泵，其被配置用于传送含有液体载体的液体流到所述高剪切装置。该系统还可以包括与所述高剪切装置连接的容器，该容器被配置用于从所述高剪切装置接收所述分散体。在实施方案中，所述至少一个转子能够以至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速旋转，其中所述端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率。在实施方案中，高剪切装置被配置为以至少40m/sec的端速运行。在实施方案中，所述至少一个转子与所述至少一个定子被在约0.02mm至约5mm范围内的剪切间隙隔开，其中所述剪切间隙为所述至少一个转子与所述至少一个定子之间的最小距离。在实施方案中，在运行期间通过所述至少一个转子的旋转提供至少20,000s-1的剪切速率，其中剪切速率被定义为端速除以剪切间隙，且其中端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率。在实施方案中，高剪切装置包括两个或更多转子和两个或更多定子。在实施方案中，所述至少一个高剪切装置被配置用于产生炼厂气气泡在液相中的分散体，其中所述分散体的平均气泡直径小于约5、4、3、2、1、0.5、0.4、0.3、0.2或0.1μm。该系统可以包括一个以上高剪切装置。在实施方案中，高剪切装置包括至少两个发生器，其中每个发生器包括转子和形状互补的定子。由一个发生器提供的剪切速率可以大于另一个发生器提供的剪切速率。
在实施方案中，用于生产炼厂气的设备包括被配置用于将有机分子分解成为较简单的分子的裂化器。裂化器可以包括流化催化裂化器。裂化器可以包括热裂化器。热裂化器可以包括焦化器。在实施方案中，用于生产炼厂气的设备包括蒸汽裂化器。在实施方案中，用于生产炼厂气的设备包括炼油厂或其一些组件。
也公开了用于从FCC废气生产增值产品的系统，该系统包括：至少一个高剪切装置，其包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，其中所述至少一个转子可以在至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速下旋转，其中所述端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率；流化催化裂化装置，其被配置为用于催化裂化FCC原料并可用于生产FCC废气，所述至少一个高剪切装置与被配置用于运送至少部分FCC废气至所述至少一个高剪切装置的管道流体连通；和泵，其被配置用于传送含有液体载体的液体流到高剪切装置。在实施方案中，FCC原料包括AGO、VGO、轻质减压馏分、重质减压馏分或其组合。该系统还可以包括流化催化裂化气回收单元，其被配置用于从FCC废气分离至少一种组分。在实施方案中，高剪切装置可用于产生FCC废气在液体载体中的分散体，其中分散体中的FCC废气气泡的平均气泡直径小于5微米。在实施方案中，分散体中的FCC废气气泡的气泡直径小于5、4、3、2、1、0.5、0.4、0.3、0.2或0.1μm。在实施方案中，所述至少一个转子可以在至少40m/s的端速下旋转。
也公开了用于从焦化废气生产增值产品的系统，该系统包括：至少一个高剪切装置，其包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，其中所述至少一个转子可以在至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速下旋转，其中端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率；焦化器，其被配置用于热裂化焦化原料并可用于产生焦化废气，所述至少一个高剪切装置与被配置用于运送至少部分焦化废气到所述至少一个高剪切装置的管道流体连通；和泵，其被配置用于传送含有液体载体的液体流到高剪切装置。在实施方案中，焦化器为延迟焦化器。在实施方案中，焦化原料包括渣油。在实施方案中，高剪切装置可用于产生焦化废气在液体载体中的分散体，其中分散体中的焦化废气气泡的平均气泡直径小于5、4、3、2、1、0.5、0.4、0.3、0.2或0.1μm。在实施方案中，分散体中的焦化废气气泡的气泡直径小于1微米。在实施方案中，所述至少一个转子可以在至少40m/s的端速下旋转。
也公开了用于从裂解生产增值产品的系统，该系统包括：至少一个高剪切装置，其包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，其中所述至少一个转子可以在至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速下旋转，其中端速被定义为πDn，其中D为转子的直径且n为旋转频率；蒸汽裂化器，其被配置用于从原料产生裂解气，所述至少一个高剪切装置与被配置用于运送至少部分裂解气到所述至少一个高剪切装置的管道流体连通；和泵，其被配置用于传送含有液体载体的液体流到高剪切装置。在实施方案中，该系统还包括在所述至少一个高剪切装置上游的分离器，其用于从裂解气中分离至少一种组分。在实施方案中，蒸汽裂化原料包括石脑油。在实施方案中，高剪切装置可用于产生裂解气在液体载体中的分散体，其中分散体中的裂解气气泡的平均气泡直径小于5、4、3、2、1、0.5、0.4、0.3、0.2或0.1μm。在实施方案中，分散体中的裂解气气泡的气泡直径小于1微米。在实施方案中，所述至少一个转子可以在至少40m/s的端速下旋转。
上述方法或系统的某些实施方案通过减少催化剂用量、允许增加流体通量、允许在较低温度和/或压力下操作、和/或减少资金和/或运行成本，从而可能提供总成本降低。在以下详细说明和附图中这些和其它实施方案及潜在的优点将变得显而易见。
附图说明
为了更详细说明本发明的优选实施方案，现在将参考附图，其中：
图1为根据本公开的一个实施方案的高剪切系统的图解，包括外部高剪切分散。
图2为适合用于图1所示系统的实施方案中的高剪切混合装置的纵向截面视图。
图3为根据本公开的一个实施方案的合适的炼厂气(RRG)生产设备15A的图解。
图4为根据本公开的一个实施方案的合适的RRG生产设备15B的图解。
图5为根据本公开的一个实施方案的合适的RRG生产设备15C的图解。
图6为根据本公开的一个实施方案的合适的RRG生产设备15D的图解。
图7为根据本公开的一个实施方案的合适的RRG生产设备15E的图解。
图8为根据本公开的一个实施方案从RRG 250生产有价值产品的方法的图。
图9为根据本公开的一个实施方案提供RRG 300A的方法的框图。
图10为根据本公开的一个实施方案提供裂化原料301A的方法的图解。
图11为根据本公开的一个实施方案提供RRG 300B的方法的框图。
图12为根据本公开的一个实施方案提供RRG 300C的方法的框图。
图13为根据本公开的一个实施方案提供RRG 300D的方法的框图。
图14为根据本公开的一个实施方案调节原油的稳定性和或API比重度的方法600A的框图。
注释和命名
在本文中使用时，术语“分散体”指包含至少两种不易混合和溶解在一起的可区分的物质(或“相”)的液化混合物。在本文中使用时，“分散体”包含“连续”相(或“基质”)，在该连续相中容纳其它相或物质的非连续的小滴、气泡和/或粒子。因此术语分散体可以指包含悬浮在液体连续相中的气泡的泡沫、第一液体的小滴到处分散在包含与该第一液体不混溶的第二液体的连续相中的乳液、和遍布固体粒子的连续液体相。在本文中使用时，术语“分散体”包括连续液体相遍布气泡、连续液体相遍布固体粒子(例如固体催化剂)、第一液体的连续相遍布基本不溶于该连续相的第二液体小滴、和液体相遍布固体粒子、不混溶的液体小滴和气泡中的任一种或其组合。因此，分散体在有些情况下可以作为均匀混合物存在(例如液/液相)，或者作为非均匀混合物存在(例如气/液、固/液、或气/固/液)，这取决于被选择用于组合的物质的性质。
术语“炼厂气”或缩写词“RRG”的使用意指在炼油厂中获得的或者在从地球提取原油和/或伴生气中获得的任何合适的气体。通常，RRG包含C1至C8化合物中的至少一种并且可以包含氢。在实施方案中，RRG包含C1至C4化合物中的至少一种并且可以包含氢。例如，RRG可以包含选自甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、乙烯、丙烯、丁烯、二氧化碳、一氧化碳和氢中的一种或多种。
术语“瓦斯油”指沸程为约350°F至750°F的石油中间馏分，并可以包括柴油、煤油、取暖油和轻质燃油。
术语“汽油”指石脑油与其它精炼产品的共混物，其中所述精炼产品具有足够高的辛烷和其它期望特性而适合用作内燃机的燃料。
本文所用的短语“所有或部分”意思为“整体的全部或一定百分比”或“其全部或一些组分”。
详细描述
总述。用于从炼厂气(下文RRG)生产增值产品的系统和方法包括外部高剪切机械装置，从而在反应器/混合器装置中的受控环境中提供反应物的迅速接触和混合。本文所述的包括外部高剪切装置(HSD)或混合器的反应器组合装置可以降低传质限制，并从而使反应、可以是催化反应更接近动力学和/或热动力极限。加强混合也可以使反应区内的温度均匀化。相对于传统方法，通过使用高剪切加强接触可以允许增加通量和/或减少催化剂的用量。在一些情况下也可以为了完全取消催化剂的使用而使用HSD。
用于从炼厂气生产增值产品的高剪切系统。将参照图1描述用于从炼厂气生产增值产品的高剪切系统100，图1是高剪切系统100的一个实施方案的工艺流程图。代表性系统的基本组件包括外部高剪切装置(HSD)40和泵5。下文将进一步更详细描述这些组件中的每一个。管道21连接至泵5，用于将反应物引入泵5。管道13将泵5与HSD40连接，且管道19运送从HSD出来的产物分散体。如果需要的话，可以在流送管道19和HSD40之间、或者泵5或HSD40之前并入另外的组件或处理步骤，这在阅读下文对于高剪切处理的描述后将变得显而易见。例如，管道20可以从流送管道19或反应器10连接到管道21或管道13，从而使得流送管道19中的或来自容器10的流体可以再循环到HSD40。可以通过流送管道19从系统100中移出产物。流送管道19是来自HSD40的产物分散体(至少包含液体和气体)和任何未反应的反应物所流入的任何管道。
如下文的进一步描述，系统100还可以包括容器10和用于生产RRG 15的设备。管道22被配置为将可分散的气体(即RRG)引入到HSD40。管道22可以直接将可分散的气体引入HSD或者可以将RRG引入到管道13。在实施方案中，管道22与RRG生产设备15连接。或者，可分散气体入口管道22连接到RRG气体存储单元。
高剪切装置。外部高剪切装置(HSD)40，有时也被称为高剪切混合器，被配置用于通过管道13接收含有反应物的入口流。或者，HSD40可以被配置用于通过另外的入口管道接收反应物。虽然图1中仅显示一个HSD，但是应当理解该系统的一些实施方案可以包括以串流或并流式排列的两个或多个HSD。
HSD40是利用一个或多个发生器的机械装置，所述发生器包括转子/定子组合，每个转子/定子组合在定子和转子之间具有间隙。在每个发生器组中，转子和定子之间的间隙可以是固定的或可调节的。HSD40的配置方式要使得在旋转速度下，其中的反应物与催化剂能够有效接触。HSD包括外壳或外罩，从而可以控制其中流体的压力和温度。
通常基于高剪切混合装置混合流体的能力将其分为三大类。混合是使流体中的粒子或不均匀物质的尺寸减小的过程。混合程度或充分性的一种度量是混合装置所产生的分裂流体粒子的每单位体积的能量密度。基于所传送的能量密度区分这些类别。具有足够的能量密度从而始终产生粒度在亚微米至50微米范围内的混合物或乳液的三类工业混合器包括均化阀系统、胶体磨和高速混合器。在被称为均化阀系统的第一类高能量装置中，将待处理的流体在非常高的压力下泵过狭隙阀进入到较低的压力环境。跨阀压力梯度和所产生的涡流和空化作用起到破碎流体内的任何粒子的作用。这些阀系统最常被用在乳汁均化中，并可以获得亚微米至约1微米范围内的平均粒度。
在能量密度谱的相对端，是被称为低能量装置的第三类装置。这些系统通常具有在待处理流体的储器中高速旋转的桨叶或流体转子，所述待处理流体在许多更常见的应用中是食品。当可接受被处理的流体中平均粒度大于20微米时，惯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，介于低能量装置和均化阀系统之间的是胶体磨和其它高速转子-定子装置，它们被归类为中间能力装置。典型的胶体磨构造包括锥形的或碟形的转子，该转子由被密切控制的转子-定子间隙与互补的液冷式定子分隔开，该转子-定子间隙通常为0.025mm至10mm(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。在转子高速旋转时，其在转子的外表面和定子的内表面之间泵送流体，并且在间隙中所产生的剪切力对该流体进行处理。许多经过适当调节的胶体磨在被处理的流体中实现0.1-25微米的平均粒度。这些能力使得胶体磨适合于多种应用，包括胶体和油/水基乳液处理，如化妆品、蛋黄酱或有机硅/银汞合金形成所需的乳化处理，以及屋顶焦油混合。
HSD包括至少一个旋转部件，所述旋转部件产生作用于其中的反应物的机械力。HSD包括由间隙隔开的至少一个定子和至少一个转子。例如，转子可以是锥形或碟形的，并可以与形状互补的定子隔开。在实施方案中，转子和定子二者都包括多个具有形状互补的顶端的周缘隔开的环。环可以包含围绕转子或定子的独立表面或顶端。在实施方案中，转子和定子二者都包括2个以上周缘隔开的环、3个以上环、或4个以上环。例如，在实施方案中，三个发生器各自包括各具有3个互补环的转子和定子，因此所处理的物料通过HSD40时经过9个剪切间隙或级。或者，三个发生器可以各自包括4个环，因此，所处理的物料通过HSD40时经过12个剪切间隙或级。在一些实施方案中，转子是可调节的，从而获得每个发生器的转子和定子(转子/定子组)之间的所需剪切间隙。各发生器可以由被配置用于提供所需旋转的任何合适的驱动系统所驱动。
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；单个高剪切发生器)。在一些实施方案中，HSD 40是多级串联的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，HSD 40包括至少3个发生器。在一些实施方案中，HSD 40是多级混合器，因而其剪切速率(其改变与端速成正比且与转子/定子间隙宽度成反比)沿流路的纵向位置而改变，这在下文中进一步描述。
根据本公开，可以用催化所需要的反应的合适的催化剂制成、浸渍或包覆HSD 40中的至少一个表面，这正如美国专利申请No.12/476,415中所述，在此为不与本公开冲突的目的将该专利申请引入本文作为参考。例如，在实施方案中，用合适的催化剂制成、包覆或浸渍至少一个转子、至少一个定子或至少一个转子/定子组(即至少一个发生器)的全部或部分。在一些应用中，可能希望采用两种或更多种不同的催化剂。在这样的情况下，发生器可以包括用第一催化剂材料制成、浸渍或包覆的转子和用第二催化剂材料制成、包覆或浸渍的该发生器的相应转子。或者，可以用第一催化剂制成、包覆或浸渍转子的一个或多个环，并且用第二催化剂制成、包覆或浸渍转子的一个或多个环。或者，用第一催化剂制成、包覆或浸渍定子的一个或多个环，并且用第二催化剂制成、包覆或浸渍定子的一个或多个环。可以用催化剂材料制成或包覆定子、转子或二者的全部或部分接触表面。
可以用多孔烧结的催化剂材料、如铂制成HSD 40的接触表面。在实施方案中，用多孔烧结的催化材料包覆接触表面。在应用中，用烧结材料包覆或制成HSD 40的接触表面，并且随后用所需催化剂浸渍。烧结材料可以是陶瓷或者可以由诸如不锈钢或拟薄水铝石的金属粉末制成。烧结材料的孔可以在微米或亚微米范围内。可以选择孔径以便获得所需的流动和催化作用。较小的孔径可以允许改进含有反应物的流体与催化剂之间的接触。通过改变多孔材料(陶瓷或烧结金属)的孔径，可以将催化剂的可利用表面积调节到所需值。烧结材料可以占、例如烧结材料的约70体积％至约99体积％或烧结材料的约80体积％至约90体积％，其余体积由孔占有。
在实施方案中，由转子/定子的顶端所限定的环不包含开口(即齿或槽)，使得基本上所有反应物被迫通过烧结材料的孔，而不会由于穿过常规分散器中通常存在的任何开口或槽而绕过催化剂。以这种方式，例如，反应物会被迫通过烧结材料，因而迫使与催化剂接触。
在实施方案中，用于制成接触表面的烧结材料包括不锈钢和青铜。可以将烧结材料(烧结金属或陶瓷)钝化，然后可以向其施加催化剂。可以用本领域的任何已知方法施加催化剂。然后可以将接触表面煅烧以产生金属氧化物(例如不锈钢)。可以用第二金属包覆第一金属氧化物(例如，不锈钢氧化物)并且再次将其煅烧。例如，可以用铝包覆不锈钢氧化物并且将其煅烧，从而产生氧化铝。后续的处理可以提供另外的材料。例如，可以用硅包覆铝氧化物并且将其煅烧以提供氧化硅。可以采用若干个煅烧/包覆步骤提供所需要的接触表面和催化剂。用这种方法，可以用各种各样的催化剂浸渍构成接触表面或包覆接触表面的烧结材料。例如，另外的包覆技术是金属气相沉积或化学气相沉积，诸如用金属包覆硅片通常所采用的。
在实施方案中，用材料处理烧结的金属接触表面(例如，转子或定子的)。例如，原硅酸四乙酯(TEOS)。接着真空蒸发，TEOS可以保留在表面孔中。可以利用煅烧将TEOS转化为氧化硅。对于所有所需的金属催化剂可以反复进行这种浸渍。在形成、包覆或浸渍中，可以根据生产商的方案将催化剂活化。例如，可以通过与诸如氢气的活化气体接触而活化催化剂。基本材料可以是硅或铝，在煅烧中，其分别被转化为氧化铝或氧化硅。之后可以将包括但不限于铼、钯、铑等的合适催化剂浸渍到孔中。
在一些实施方案中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)在从约0.025mm(0.001英寸)至约3mm(0.125英寸)范围内。在一些实施方案中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)在从约1μm(0.00004英寸)至约3mm(0.012英寸)范围内。在一些实施方案中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)小于约10μm(0.0004英寸)、小于约50μm(0.002英寸)、小于约100μm(0.004英寸)、小于约200μm(0.008英寸)、小于约400μm(0.016英寸)。在某些实施方案中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)为约1.5mm(0.06英寸)。在某些实施方案中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙宽度)为约0.2mm(0.008英寸)。在某些构造中，转子和定子之间的最小间隙(剪切间隙)为至少1.7mm(0.07英寸)。HSD所产生的剪切速率可以随着沿流路方向的纵向位置而变化。在一些实施方案中，转子被设定为在与转子的直径和所需端速相适应的速度下旋转。在一些实施方案中，HSD在定子和转子之间具有固定的间隙(剪切间隙宽度)。在一些实施方案中，HSD在转子和定子之间具有固定的间隙(剪切间隙宽度)。或者，HSD具有可调节的间隙(剪切间隙宽度)。剪切间隙可以在从约5微米(0.0002英寸)至约4mm(0.016英寸)的范围内。
端速是转子的顶端在每单位时间内所经过的圆周距离。因此端速是转子的直径和旋转频率的函数。可以通过用转子顶端经过的圆周距离2πR乘以旋转频率(例如每分钟的转数，rpm)来计算端速(例如，米/秒)，其中R为转子的直径(例如，米)。旋转频率可以大于250rpm、大于500rpm、大于1000rpm、大于5000rpm、大于7500rpm、大于10,000rpm、大于13,000rpm或大于15,000rpm。可以调节旋转频率、流速和温度以得到所需的产物状况。如果可能发生沟流(channeling)，并且一些反应物通过而不反应，可以提高旋转频率从而使不希望的沟流最小化。替代地或者额外地，可以将未反应的反应物引入第二或之后的HSD40，或者可以将部分未反应的反应物与产物分离并且再循环到HSD40。
HSD40的端速可以超过22.9m/s(4500ft/min)，并且在某些应用中可以超过40m/s(7900ft/min)、50m/s(9800ft/min)、100m/s(19,600ft/min)、150m/s(29,500ft/min)、200m/s(39,300ft/min)或者甚至225m/s(44,300ft/min)或更高。为了本公开的目的，术语“高剪切”指端速能够超过5.1m/s(1000ft/min)并且需要外部机械驱动力装置以驱动能量进入待反应的产物流中的机械转子定子装置(例如胶体磨或转子-定子分散器)。通过使反应物与旋转部件接触，大量能量被转移到反应，其中旋转部件可以用稳定的催化剂制成、包覆或浸渍。尤其在反应物为气态的情况下，HSD40的能耗将非常低。可以调节温度从而控制产物状况并延长催化剂寿命。
在一些实施方案中，HSD40能够以至少22.9m/s(4500ft/min)的端速传送至少300L/h。能耗可以为约1.5kW。HSD40将高端速与非常小的剪切间隙结合，从而对所处理的材料产生显著的剪切。剪切量取决于HSD40中流体的粘度。因此，在HSD40操作期间，在转子的顶端产生压力和温度升高的局部区域。在一些情况下，局部升高的压力为约1034.2MPa(150,000psi)。在一些情况下，局部升高的温度为约500℃。在一些情况下，这些局部压力和温度升高可以持续数纳秒或皮秒。
通过测量电机能量(kW)和流体输出(L/min)，可以估算进入流体的能量输入的近似值(kW/L/min)。如上所述，端速是与产生施加于流体上的机械力的一个或多个旋转部件的顶端有关的速度(ft/min或m/s)。在实施方案中，HSD 40的能量消耗是其中每立方米流体大于1000瓦特。在实施方案中，HSD 40的能量消耗在约3000W/m3至7500W/m3的范围内。在实施方案中，HSD 40的能量消耗在约3000W/m3至7500W/m3的范围内。所需的实际能量输入由HSD40中所发生的反应、例如吸热反应和/或放热反应以及分散和混合原料物质所需要的机械能量所决定。在一些应用中，HSD40中所发生的放热反应的存在减少了需要从电机输入的一些或几乎全部反应能量。当将气体分散到液体中时，能量需求显著减少。
剪切速率为端速除以剪切间隙宽度(转子和定子之间的最小间隙)。HSD40中产生的剪切速率可以大于20,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少40,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少100,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少500,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少1,000,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少1,600,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少3,000,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少5,000,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少7,000,000s-1。在一些实施方案中，剪切速率为至少9,000,000s-1。在转子具有较大直径的实施方案中，剪切速率可以超过约9,000,000s-1。在实施方案中，HSD40所产生的剪切速率在20,000s-1至100,000s-1的范围内。例如，在一种应用中，转子的端速为约40m/s(7900ft/min)且剪切间隙宽度为0.0254毫米(0.001英寸)，产生1,600,000s-1的剪切速率。在另一种应用中，转子的端速为约22.9m/s(4500ft/min)且剪切间隙宽度为0.0254毫米(0.001英寸)，产生901,600s-1的剪切速率。
在一些实施方案中，HSD40包括胶体磨。例如，合适的胶体磨由
Figure BDA0000132776070000171
Works，Inc.Wilmington，NC和APV North America，Inc.Wilmington，MA制造。在一些情况下，HSD40包括
Figure BDA0000132776070000172
Works，Inc.的DISPAX
在一些实施方案中，外部HSD的每一级都具有可互换的混合工具，提供了灵活性。例如
Figure BDA0000132776070000181
Works，Inc.Wilmington，NC和APV NorthAmerica，Inc.Wilmington，MA的DR 2000/4DISPAX
Figure BDA0000132776070000182
包括三级分散模块。该模块可包括最多三个转子/定子组合(发生器)，每一级具有细、中、粗和超细的选择。这使得剪切速率可以沿流动方向改变。在一些实施方案中，用超细发生器操作每一级。在一些实施方案中，至少一个发生器组的转子/定子最小间隙(剪切间隙宽度)大于约5mm(0.2英寸)。在一些实施方案中，至少一个发生器组的转子/定子最小间隙(剪切间隙宽度)为约0.2mm(0.008英寸)。在另外的实施方案中，至少一个发生器组的转子/定子最小间隙度大于约1.7mm(0.07英寸)。
在实施方案中，使用扩大型的DISPAX例如，在实施方案中，HSD40包括SUPER DISPAX
Figure BDA0000132776070000184
DRS 2000。HSD装置可以是流量为每小时125,000升的DR 2000/50装置，或者流量为40,000升/小时的DRS 2000/50。由于在DRS装置中的停留时间增加，其中的流体受到更多剪切。现在参照图2，其中显示了合适的HSD 200的纵向截面。图2的HSD 200是包括三级或三个转子-定子组合220、230和240的分散装置。转子-定子组合可以被非限制性地称为发生器220、230和240或级。三个转子-定子组或发生器220、230和240沿驱动轴250串联排列。
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可旋转地驱动并且围绕轴260按箭头265所示方向旋转。旋转的方向可以与箭头265所示方向相反(例如，围绕旋转轴260顺时针或逆时针)。定子227、228和229被固定连接到HSD 200的壁255。如上所述，每个转子和定子可以包括顶端形状互补的环，从而在每个发生器中产生若干剪切间隙。
如上所述，HSD 40的接触表面可以由催化所需反应的合适的催化剂制成、包覆或浸渍。在实施方案中，每个转子或定子的一个环的接触表面与转子或定子的另一个环的接触表面不同的催化剂制成、包覆或浸渍。替代地或附加地，定子的一个环的接触表面可以由与转子上的互补环不同的催化剂制成、包覆或浸渍。接触表面可以是转子的至少一部分、定子的至少一部分、或者二者。例如，接触表面可以包括转子的外表面的至少一部分、定子的内表面的至少一部分、或者二者的至少一部分。
如上所述，每个发生器具有剪切间隙宽度，所述剪切间隙宽度为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；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和245的宽度在从约0.25mm至约10mm的范围内。或者，该方法包括采用间隙225、235和245的宽度在从约0.5mm至约2.5mm的范围内的HSD 200。在某些情况下，剪切间隙宽度保持为约1.5mm。或者，发生器220、230和240的剪切间隙225、235和245的宽度不同。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，后者又大于第三发生器的剪切间隙245的宽度。如上所述，各级发生器可以互换，提供了灵活性。HSD 200可以被配置为使得剪切速率将沿着流动方向260的纵向保持不变或者逐步增加或减小。
发生器220、230和240可以包括粗、中、细和超细的特征，在转子和互补的定子上具有不同数量的互补的环或级。转子222、223和234与定子227、228和229可以为齿状设计，尽管通常不太希望这样。每个发生器可以包括两个或更多个互补的转子-定子环组。在实施方案中，转子222、223和224包括3组以上的互补状转子/定子环。在实施方案中，转子和定子不包括齿，因此迫使反应流经烧结材料的孔。
HSD 40可以是大规模或小规模装置。在实施方案中，HSD 40被用于处理每小时少于10吨至每小时50吨。在实施方案中，HSD 40处理10吨/小时、20吨/小时、30吨/小时、40吨/小时、50吨/小时或50吨/小时以上。大规模装置可以生产1000gal/h(24桶/h)。转子的内径可以是适合于所需应用的任意尺寸。在实施方案中，转子的内径为从约12cm(4英寸)至约40cm(15英寸)。在实施方案中，转子的直径为约6cm(2.4英寸)。在实施方案中，定子的外径为约15em(5.9英寸)。在实施方案中，定子的直径为约6.4cm(2.5英寸)。在一些实施方案中，转子的直径为60cm(2.4英寸)并且定子的直径为6.4cm(2.5英寸)，提供约4mm的间隙。在某些实施方案中，三级中的每一级由包括许多组互补的转子/定子环的超细发生器所操作。
HSD 200被配置用于在入口205处接收来自管道13的流体混合物。该混合物包括反应物。该反应物包括RRG。在实施方案中，至少一种反应物是气态的且至少一种反应物是液态的。进入入口205的进料流依次被泵过发生器220、230、然后是240，从而形成产物。产物通过出口210(和图1的管道19)排出HSD 200。每个发生器的转子222、223、234相对于固定的定子227、228、229高速旋转，提供高剪切速率。转子的旋转将流体、如进入入口205的进料流向外泵送过剪切间隙(并且，如果存在的话，经过转子齿之间的空隙和定子齿之间的空隙)，产生局部化的高剪切条件。在流体流过的剪切间隙225、235和245中(和，当存在时，在转子齿和定子齿之间的间隙中)，施加于流体上的高剪切力处理该流体并产生产物。该产物可以含有未反应气体或产物气体在液体连续相(例如，液体产物和载体/催化剂)中的分散体。产物通过高剪切出口210(和图1的管道19)排出HSD 200。
如上所述，在某些情况下，HSD 200包括Works，Inc.Wilmington，NC和APV North America，Inc.Wilmington，MA的DISPAX
Figure BDA0000132776070000202
现有具有多种入口/出口连接、马力、端速、输出rpm和流速的若干型号。HSD的选择取决于通量选择和在管道10中离开HSD200的出口210的分散体的所需粒子、小滴或气泡尺寸。例如，型DR 2000/4包括带传动、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300-700L/h的流量(水)(取决于发生器)、9.4-41m/s(1850ft/min至8070ft/min)的端速。可以通过使用多个HSD或通过使用更大的HSD进行规模扩大。使用更大型号的规模扩大易于实行，并且在一些情况下，与实验室规模的装置的效率相比，更大的HSD 40装置所产生的结果可以提供改进的效率。大规模装置可以是2000装置。例如，DRS 2000/5装置具有51mm(2英寸)的入口尺寸和38mm(1.5英寸)的出口。
在用强酸作为载体的实施方案中，HSD 40和系统100的其它部分可以由耐火材料/抗腐蚀材料制成。例如，可以使用
Figure BDA0000132776070000213
合金、钨或
Figure BDA0000132776070000214
材料。
容器。容器或者反应器10是可以传播多相反应从而实现上述转化反应的任何类型的容器。例如，可以串联或并联地使用连续或半连续搅拌罐反应器、或者一个或多个批式反应器。在一些应用中，容器10可以是塔式反应器，在其它应用中，可以是管式反应器或多管式反应器。催化剂入口管道可以连接至容器10，用于在系统运行期间接收催化剂溶液或浆体。在HSD40中发生大量反应的实施方案中，容器10可以包括一个或多个分馏器，所述分馏器适合用于分离选自未反应的和轻质的气体、液体载体、催化剂和增值产品的组分。容器10可以包含未反应的或轻质的产物气体16、含氧化物产物17和载体流体20的输出管道。在实施方案中，系统100包括不同的设备，其被配置为从增值产品中分离未反应的和/或轻质的气体、从增值产品中分离载体流体、从增值产品中分离催化剂或者分离其某些组合。
正如在反应容器设计领域中所已知的，容器10可以包括一个或多个下列组件：搅拌系统、加热和/或冷却装置(capabilities)、压力测定仪器、温度测定仪器、一个或多个注入点和水平调节器。例如，搅拌系统可以包括马达驱动混合器。例如，加热和/或冷却设备可以包括例如换热器。或者，在一些实施方案中由于许多反应可以发生在HSD40中，在一些情况下容器10可以主要被用作存储容器。尽管通常较少需要，在一些应用中可以省略容器10，尤其是如果多个高剪切/反应器被串联使用时，这在下文进一步描述。
RRG生产设备。可分散的炼厂气或RRG可以是含有至少一种C1-C8化合物的任何合适的炼厂气。RRG通常含有C1至C4馏分和氢。例如，RRG可以包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、乙烯、丙烯、丁烯、一氧化碳和二氧化碳的任何组合。RRG还可以包含氢气和/或硫化物，如硫化氢。最希望RRG含有来自炼厂的负值气体。在本文中使用时，负值气体是其处置具有成本和/或不产生利润的气体，如通常被燃烧或者以高代价方式处理的气体，其中高代价处理可能在燃烧之前。在实施方案中，用作RRG的气体是那些通常常规被用做锅炉燃料或被燃烧的气体。在实施方案中，RRG包括通常被引入炼厂的气体设备中的气体。在实施方案中，RRG包括裂解气、焦化废气、FCC废气、轻质FCC废气、伴生气或其组合。
图3是典型炼厂15A的示意图。RRG生产设备15可以是炼厂15A中所示的设备或其任何组合或子设备，包括多个所示单元。例如，在OSHA Technical Manual TED 01-00-015第1V部分第2章中描述了这样的设备和方法。在实施方案中，RRG源自或包含图3中所示被导向至气体设备的任何气体。在实施方案中，RRG从原油中分离出来(即，作为伴生气)。在实施方案中，RRG源自或包含在裂化期间所产生的气体。在实施方案中，RRG源自或包含在热裂化期间所产生的气体。例如，在实施方案中，RRG源自或包含在焦化操作期间通过热裂化所产生的焦化废气。在实施方案中，RRG源自或包含在催化裂化期间所产生的气体。在实施方案中，RRG源自或包含在流化催化裂化期间所产生的气体。在实施方案中，RRG包括轻质FCC废气。RRG生产设备15可以是本领域已知的可以从中获得废气的催化裂化设备。在实施方案中，RRG生产设备15是本领域已知的用于流化催化裂化的任何FCC设备。例如，图4是合适的RRG生产设备15B的示意图。设备15B的一些部分可以被用于提供RRG。在15B的实施方案中，RRG生产设备15B是从中产生废气的FCC系统。在实施方案中，图4中所示废气的一种或多种组分被除去并且利用剩余气体作为RRG。可以用本领域已知的任何FCC气回收单元作为RRG生产设备。例如，在图4中的FCC系统15B的废气被用作RRG之前，可以通过与图5中的15C相似的系统或系统的一部分将该废气分馏。
在实施方案中，RRG生产设备15包括从中获得裂解气的蒸汽裂化设备。本领域已知多种合适的蒸汽裂化设备。图6是用于生产裂解气的合适设备15D(即图6的加氢处理和BTX提取阶段上游的设备)的示意图。在实施方案中，如图6所示，RRG生产设备包括蒸汽裂化器并且还可以包括分离器。在这样的情况下，来自蒸汽裂化器的C6+气体或来自分离器的C6馏分、C6-C8或C8+馏分可以被用作RRG。
在实施方案中，RRG生产设备15包括从中获得/产生焦化废气的焦化设备。本领域已知多种合适的焦化设备。例如，图7中所示的RRG生产设备15E或其一些部分可以被用于高剪切系统100。
传热装置。在系统的变化形式中还设想了用于加热待处理流体的内部或外部传热装置。例如，可以通过本领域技术员已知的任何方法预热反应物。当流送管道19中的流体被再循环到HSD 40时，一个或多个这样的传热装置的一些合适的位置在泵5与HSD 40之间、在HSD 40与流送管道19之间、和在流送管道19与泵5之间。HSD 40可以包括内轴，所述内轴可以被冷却，例如被水冷，从而部分或完全控制HSD 40中的温度。这种传热装置的一些非限制性实例是本领域已知的壳式、管式、板式和盘管式换热器。
泵。泵5被配置用于连续或者半连续操作，并且可以是能够提供受控流过HSD 40和系统100的任何合适的泵送装置。在应用中，泵5提供大于202.65kPa(2个大气压)的压力或大于303.975kPa(3个大气压)的压力。泵5可以是Roper 1型齿轮泵，一种合适的泵为DaytonElectric Co(Niles，IL)的Roper Pump Company(Commerce Georgia)Dayton增压泵2P372E型。优选地，泵的所有接触部分包含不锈钢，例如316不锈钢。在该系统的一些实施方案中，泵5能够提供大于约2026.5kPa(20个大气压)的压力。除泵5外，图1所示的系统可以包括另外一个或多个高压泵。例如，为了增加进入流送管道19的压力，可以在HSD 40与流送管道19之间包括增压泵，所述增压泵可以与泵5相近。
从炼厂气生产增值产品的高剪切方法。图8是根据本公开的高剪切方法250的流程图，将参考图8描述从炼厂气生产增值产品的方法。方法250包括提供炼厂气300；在高剪切下将RRG与载体和/或催化剂密切混合从而形成分散体和含有增值产品400的产物；和分离未反应气体、载体和/或催化剂与增值产品500。方法250还可以包括将轻质气体进行高剪切600。
提供炼厂气，RRG。提供炼厂气(RRG)300可以包括获取或生产任何通常被送往气体设备的炼厂气。替代地或额外地，提供炼厂气可以包括获取伴生气。用于石油精炼、也称为原油精炼的现代炼油厂采用提供清洁汽油和低硫柴油燃料的一系列核心工艺或工艺单元。在精炼过程中产生多种废气。RRG可以包括裂解气、FCC废气、焦化废气、伴生气或其任意组合。优选地，RRG是“负值气体”，其通常被燃烧或者在不适合燃烧时被高代价转化为有害性较小的产物。RRG可以包括烯烃。理想地，RRG包括至少一种C1至C8化合物、氢气或其一些组合。在实施方案中，RRG包括选自C1至C4化合物和氢气的至少一种。
RRG可以包括高炉气，所述高炉气具有下列组成或类似组成：40-50％(如～46％)N2、20-25％(如～24％)CO、20-30％(如～26％)CO2、1-5％(如4％)H2和少量(如少于～4％)的O2和/或CH4。FCC进料中的烃的类型被粗分为石蜡、烯烃、环烷烃和芳烃(PONA)。R.N.Watkins所著的Petroleum Refinery Distillation第二版(ISBN0-87201-672-2)中提供了对通常可以被用作燃料或在炼厂操作中被燃烧并因而适合用作公开的RRG的气体的描述，在此为了不与本公开冲突的目的将其全部内容并入本文。
图9为提供炼厂气300A的方法的流程图，提供炼厂气的实施方案描绘在图9的流程图中，其中RRG包括来自催化裂化的废气(CC)。但是，应当指出，RRG可以包括来自热(即，非催化)裂化的废气。催化裂化是通过利用热和催化剂将较重的烃分子分解成为较轻的烃馏分的过程。图9中的提供RRG 300A的方法包括提供CC原料301，催化裂化所述CC原料302，和从CC产物分离CC废气303。图10为提供CC原料的合适的方法301A的示意图。CC原料可以包括常压瓦斯油AGO和/或减压瓦斯油VGO。提供CC原料的方法301A包括提供原油304，将原油脱盐305，在常压下蒸馏脱盐的原油306，和真空蒸馏来自306的常压塔渣油从而获得CC原料307。
提供原油304包括用本领域已知的方法提供一种或多种原油。原油是天然存在的烃的复杂混合物，其通常包括烃的少量硫、氮和氧衍生物以及痕量金属。原油含有许多不同的烃化合物，来自不同油田的这些化合物的外观和组分不同。原油在稠度范围从水到焦油状固体，在颜色上从透明到黑色。“平均”原油含有约84％碳、14％氢、1％-3％硫和各小于1％的氮、氧、金属和盐。基于相似烃分子的主要比例，通常将原油分为石蜡基、环烷基或芳基的。混合基原油含有的各类烃的量不定。炼厂的原油基储备通常含有两种或更多种不同原油的混合物。
使用相对简单的原油检测方法将原油分为石蜡基、环烷基、芳基或混合基。一种检测方法(美国矿务局(United States Bureau of Mines))是基于蒸馏，而另一种方法(UOP“K”因子)是基于度和沸点。可以利用更全面的原油检测方法来评估原油的价值(即有用产物的产量和质量)和加工参数。原油通常根据产量结构分类。
还根据API(美国石油学会(American Petroleum Institute))比重度限定原油。API比重度是表示石油产品的密度的任意标度。API越高，原油越轻。例如，轻质原油API比重度高且比重低。低碳、高氢和高API比重度的原油通常富含石蜡并且倾向于产生更大比例的汽油和轻质石油产品，而高碳、低氢和低API比重度的原油通常富含芳烃。
含有适量硫化氢或其它反应性硫化合物的原油被称为“酸性”。含有较少硫的原油被称为“甜性”。这种规则的著名的例外是西德克萨斯原油，其通常被认为是“酸性”而不考虑其硫化氢含量，和阿拉伯高硫原油，由于其中的硫化合物不是高反应性的，其并不被认为是“酸性”。提供原油304可以包括提供选自甜性原油、酸性原油、低API原油、高API原油、中等API原油、石蜡基原油、环烷基原油、芳基原油、混合基原油或其任何组合的一种或多种。表1显示了各种原油的典型特性、性质和汽油潜力。
Figure BDA0000132776070000261
Figure BDA0000132776070000271
提供CC原料可以包括将所提供的原油脱盐。在一个或多个常压塔中蒸馏之前，可以如本领域所知进行脱盐，从而从原油中除去盐、水和其它杂质。提供CC原料还可以包括一个或多个蒸馏原油的步骤。原油分馏(蒸馏)是在常压或减压蒸馏塔中将原油分离为被称为级分或“馏分”的沸点范围不同的烃化合物类型。分馏通过在常压或减压塔中蒸馏而将原油分离为多种馏分或直馏馏分。所获得的主要级分或馏分具有特定的沸点范围，并且可以按照挥发性降低的顺序将其分为气体、轻馏分、中间馏分、瓦斯油和渣油。
在实施方案中，将被脱盐的原油常压蒸馏，并且随后将常压蒸馏期间所获得的常压塔渣油进行常压蒸馏。常压蒸馏306可以包括如本领域所知进行常压蒸馏从而分馏被脱盐的原油。常压蒸馏可以包括将原油分离为包括石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、中间馏出物馏分、瓦斯油馏分和被称为常压渣油或常压塔渣油的底层液体的馏分。
可以用回收的加工热将被脱盐的原油原料预热。在略高于大气压的压力和在650°F至700°F范围内的温度下(将原油加热到超过这些温度可能导致不期望的热裂化)，可以将原料引入直燃式原油装填加热器，在此原料被装入恰好在底部上方的垂直蒸馏柱。除最重的馏分外，所有馏分被闪蒸为蒸气。随着热蒸气在塔中上升，其温度下降。从底部取出重燃料油或沥青渣。在塔的越来越高的位置，可以排出多种主要产物，包括润滑油、取暖油、煤油、汽油和未冷凝的气体(在更低温度下冷凝的气体)。
用于常压蒸馏的分馏塔可以是本领域已知的任何蒸馏柱。分馏塔可以包括约120英尺高的钢圆筒，所述钢圆筒其包含用于分离和收集液体的水平钢塔盘。在每个塔盘处，来自下方的蒸气进入射孔和泡罩。射孔和泡罩允许蒸气鼓泡通过塔盘上的液体，在该塔盘的温度下导致部分冷凝。溢流管道可以用于将冷凝的液体从各个塔盘引流回到下方塔盘，在下方塔盘上，较高的温度导致再蒸发。蒸发、冷凝和气涤操作被重复多次直至达到所需程度的产物纯度。然后将来自某些塔盘的侧流排出从而获得所需馏分。可以从分馏塔中连续提取从顶部的未冷凝固定气体到底部的重燃料油范围内的产物。为了降低气压并产生部分真空，可以在塔中使用蒸气。蒸馏处理将原油的主要成分分离成为所谓的直馏产物。有时通过仅蒸馏掉较轻馏分而将原油“拔顶(topped)”，留下重的渣油，这些重的渣油常常进一步在高真空下蒸馏。
可以用本领域已知的任何方法进行减压蒸馏307。在实施方案中，减压蒸馏307包括通过减压蒸馏将常压塔渣油分馏成为瓦斯油、轻质减压馏分、重质减压馏分、减压渣油或其组合。减压蒸馏是在真空下蒸馏石油，其中真空将沸腾温度充分降低从而防止原料的裂解或分解。在实施方案中，CC原料包括来自常压和/或减压蒸馏的瓦斯油、轻质减压馏分、重质减压馏分或其组合。
在减压蒸馏中，为了进一步在较高温度下蒸馏来自常压蒸馏塔的渣油或拔顶原油，利用减压防止热裂化。可以在一个或多个减压蒸馏塔中进行减压蒸馏。减压蒸馏与分馏的原理相似，并且除了减压时可能使用较大直径的柱以保持相当的蒸气流速外，设备也相似。减压塔的内部设计可以与常压蒸馏塔不同，在于可以用散堆填料和破沫垫代替塔盘。典型的第一级减压蒸馏可以被用于生产瓦斯油、润滑油基料和用于丙烷脱沥青的重渣油。脱沥青是用液态丙烷溶解非沥青化合物而从常压渣油中去除沥青物质的过程。在较低真空下工作的第二级塔可以被用于蒸馏来自常压塔的不被用于润滑油料加工的剩余渣油和来自第一减压塔的不被用于脱沥青的剩余渣油。可以用一个或多个减压塔从剩余渣油中分离催化裂化原料。
提供RRG还可以包括将CC原料进行催化裂化302。催化裂化将复杂烃分解成为较简单的分子，从而提高较轻的、更理想的产物的质量和量并且降低渣油的量。该过程重排了烃化合物的分子结构，从而将重烃原料转化成为较轻馏分，如煤油、汽油、LPG、取暖油和石化原料。
催化裂化与热裂化相似，除了催化剂促进较重分子转化为较轻产物之外。在裂化反应中使用催化剂(即协助化学反应而不参与化学反应的物质)，在严格度热裂化低得多的操作条件下，增加品质改良的产物的产率。在10至20psi的低得多的压力下温度通常为850°F至950°F。用于裂化装置的催化剂可以是以粉末、珠、球团的形式或者是被称为挤出物(extrudite)的成形物质进入的固体物质(例如，沸石、水合硅酸铝、经处理的膨润土粘土、富勒土、铝钒土和氧化硅-氧化铝)。在催化裂化中，催化裂化原料与催化剂反应并裂解成为不同的烃；通过燃烧除去焦炭而再活化催化剂；并且将被裂化的烃产物分离成为多种产品。
可以通过流化催化裂化(FCC)、移动床催化裂化和塞摩福(Thermofor)催化裂化这三类催化裂化方法中的任何方法获得或产生RRG。催化裂化方法十分灵活，并且可以调节操作参数从而满足变化的产品要求。用作RRG的废气组成可以随裂化的操作参数而改变。除裂化外，催化活性包括脱氢、加氢和/或异构化。表2显示了催化裂化处理的原料和典型产物。按照所述，根据本公开，来自催化裂化的废气的全部或部分可以被用作RRG。
在实施方案中，提供RRG包括提供来自流化催化裂化器FCC、例如图4所示的FCC的废气。在炼油厂中流化催化裂化(FCC)是最重要的转化方法。其被广泛应用于将石油原油的高沸点烃馏分转化为更有价值的汽油、烯烃气体(轻质烯烃)和其它产品。FCC原料可以包括常压下的初沸点为340℃或更高并且平均分子量在200至600范围内或更高的原油的馏分。FCC方法通过在高温和中等压力下使原料与流化的粉状催化剂接触，而将高沸点烃液体的长链分子汽化并分解成为短得多的分子。将CC原料进行催化裂化302可以包括用本领域已知的任何方法在有催化剂细粉存在时将原料油(即FCC原料)裂化。可以通过油蒸气保持FCC催化剂处于通气和流化状态。流化催化裂化器可以包括作为一体化处理单元共同运行的催化部分和分馏部分。催化部分可以包括反应器和发生器，其可以与立管和上升管形成催化剂循环单元。可以用空气、油蒸气和/或蒸汽作为传送介质使流体催化剂在FCC反应器和发生器之间连续循环。
Figure BDA0000132776070000301
在实施方案中，在被预热的烃载料(即FCC原料)进入导向FCC反应器的上升管时，将其与热的再生催化剂混合，从而进行FCC。将载料与上升管中的循环料流结合、汽化并通过热的催化剂将其升至反应器温度(900°至1000°F)。随着混合物在上升管中上升，载料被在10至30psi下裂化。在采用现代FCC装置的实施方案中，所有裂化可以发生在上升管中。因此，FCC“反应器”可以只是用作旋风分离器的保持容器。裂化持续到油蒸气与反应性旋风分离器中的催化剂分离时。
通过300A提供RRG还包括将CC废气与CC产物分离。在催化裂化是流化催化裂化的实施方案中，所产生的FCC产物流(裂化产物)可以被分馏为多种馏分，包括被用作所提供的RRG的FCC废气馏分。因此可以将流化催化裂化器的产物引入FCC产物分馏柱，在分馏柱中其被分离成为馏分，包括FCC废气馏分。
可以将用废的FCC催化剂再生，从而消除在FCC处理期间聚集在催化剂上的焦。用废的催化剂流经催化剂气提塔到再生器，在此预热的空气和用废的催化剂在底部混合，烧掉大部分焦沉积物。加入新鲜催化剂并除去废催化剂，从而优化裂化过程。
用FCC废气作为本公开方法的RRG可能比对该废气的传统处理更理想。传统上，主要馏分废气被送往被称为气体回收装置的设备，在此其被分离成为丁烷和丁烯、丙烷和丙烯、及较低分子量的气体(氢气、甲烷、乙烯和乙烷)。一些传统的FCC气体回收装置还分离出部分乙烷和乙烯。
传统上，从炼厂FCC废气流回收的烯烃被用于提供现金流，所述现金流来自通常被用作炼厂燃料或被燃烧的尾气流中获得的烯烃。可以将这种回收方式用于炼厂或烯烃工厂，并且可以特制以适应个别需求。但是，FCC废气的传统处理复杂且是资本密集型的。在实施方案中，如图4所示，按照本领域所知进一步处理FCC废气，例如如图5所示，从而除去烯烃，并且仅利用除去各种产物后剩余的轻质气体作为RRG。如图5所示，根据本公开，从FCC装置排出并还可以含有H2、CO和/或S的轻质C1至C4气体的全部或部分被用作RRG。
在实施方案中，将CC原料进行催化裂化302包括用本领域已知的方法将CC原料进行移动床催化裂化。移动床催化裂化方法与FCC方法相似。用传送器或气动提升管将球团形式的催化剂持续移动到装置的顶部到储料斗，然后靠重力向下流经反应器，并最后到再生器。通过汽封使再生器和料斗与反应器隔开。裂化产物被分离为循环气体、油、澄清油、馏分油、石脑油和湿气。气体或湿气或其部分可以被用作所提供的RRG。
在实施方案中，将CC原料进行催化裂化302包括按照本领域所知将CC原料进行塞摩福催化裂化。在典型的塞摩福催化裂化装置中，预热的原料靠重力流经催化反应器床。将蒸气与催化剂分离并送至分馏塔，从分馏塔可以获得用作RRG的CC废气。将用废的催化剂再生、冷却和再循环。将再生的废气送至一氧化碳锅炉用于回收热量。
在实施方案中，提供RRG包括回收来自热裂化的废气(其通常被送至炼厂的气体设备)。热裂化是利用高温而不需要催化剂的帮助将重质油分子分解成为较轻馏分。热裂化将重质燃油置于压力和强热下，使大分子物理分解成为较小的分子，从而产生额外的汽油和馏分燃料油。用于将RRG生产为废气的热裂化可以是热裂化的另一种形式，减粘裂化。
由于原油的简单蒸馏产生大量和多种不符合市场需求的产物，随后的炼厂处理通过改变烃的分子结构而改变产物混合物。实现这种改变的一种方式是通过“裂化”，这是将较重的、较高沸点的石油馏分分解或裂解成为诸如汽油、燃油或瓦斯油的更有价值的产品的方法。裂化的两种基本类型是利用热和压力的热裂化与以上所论述的催化裂化。
RRG可以是选自减粘裂化、蒸汽裂化、焦化和其组合的热裂化过程的废气(通常被送至气体设备、燃料和燃烧)。
可以通过减粘裂化获得RRG。减粘裂化是热裂化的温和形式(低温)，其显著降低重质原油残渣(直馏渣油)的粘度和倾点，而不影响其沸点范围。可以在加热器中将来自常压蒸馏塔的渣油在常压下加热(800°F to 950°F)并温和裂化。然后可以用冷瓦斯油将其淬灭以控制过度裂化，并且在蒸馏塔中将其闪蒸。减粘裂化通常用于降低蜡质残余物的倾点并降低用于与较轻燃料油调合的渣油的粘度。也可以根据产品需求通过减粘裂化生产中间馏分，在气提塔中将积累在分馏塔底部的热裂化残焦油减压闪蒸，并且将馏出物再循环。表3显示了减粘裂化的典型原料和所产生的产物，并且显示了减粘裂化操作的废气或其部分对于RRG的潜在用途。
在实施方案中，提供RRG300包括提供裂解气。裂解气通过将诸如石脑油或瓦斯油的烃馏分蒸汽裂化而制造乙烯的副产品。裂解汽油或裂解气可以在蒸汽裂化烯烃设备中作为副产品而获得或产生，并且可以由C5-至C10-烃组成。图6显示了合适的裂解气生产设备。裂解气通常被用作生产芳烃(如苯)的原料，但有时也被用于其它用途，如汽油生产。由于未加工的裂解气含有不稳定的或不需要的组分，例如二烯烃、烯烃和硫组分，通常将该物流进行(2-级)加氢或氢化处理。也可以利用氢化处理改进裂解汽油(裂解气)的品质，所述裂解汽油为乙烯生产的副产品。传统上，裂解气的出路是发动机调合汽油，从其高辛烷值的角度看这是合适的途径。但是，由于这种物质的气味、颜色和成胶倾向不可接受，只有小部分可以未经处理而用于调合。传统上有时通过氢化处理改进二烯烃含量高的裂解气的品质，从而将二烯烃转化为单烯烃而提供可接受的发动机调合汽油产品。鉴于本文所述的生产含氧化物的方法利用裂解气生产有价值的产品，这样的氢化处理可能是不理想的。
Figure BDA0000132776070000341
根据本公开的实施方案，可以利用裂解气生产增值产品。可以用图11的流程图所示的提供RRG 300B的方法提供RRG。提供RRG 300B包括提供蒸汽裂化原料308，将蒸汽裂化原料裂化从而提供裂化产物309，和从裂化产物中分离裂解气310。提供蒸汽裂化原料308可以包括按照本领域所知生产或获得任何合适的蒸汽裂化原料。蒸汽裂化原料包括石脑油。石脑油是对低沸点烃馏分的通称，其是汽油的主要组分。脂族石脑油指含有少于0.1％的苯并且碳数为C3至C16的那些石脑油。芳族石脑油的碳数为C6至C16，并且含有大量芳香烃，如苯(＞0.1％)、甲苯和二甲苯。石脑油主要被用作生产高辛烷汽油组分的原料(通过催化重整处理)。它还被用于在蒸汽裂化器中生产烯烃的石化工业中和溶剂(清洁)应用的石化工业中。
蒸汽裂化原料可以在乙烷至减压瓦斯油的范围内，越重的原料使得诸如石脑油的副产品的产率越高。蒸汽裂化原料可以包括乙烷、丁烷、石脑油或其组合。将蒸汽裂化原料裂化从而提供裂化产物309包括：将蒸汽裂化原料引入蒸汽裂化器，所述蒸汽裂化器是将蒸汽裂化原料(例如石脑油和可能的轻质烃)转化成为烯烃(例如乙烯、丙烯)和其它化学原料的石化设备。在实施方案中，在1,500°F至1,600°F的温度和略高于大气压的压力下进行蒸汽裂化。在将蒸汽裂化原料309裂化后，在310时从裂化产物中分离裂解气。可以常规处理裂化产物(化学制品)，例如通过管道或其它方法将其传输到石化和聚合物设备并将其转化为烯烃基产物。蒸汽裂化产生的石脑油通常含有苯，在氢化处理前将苯提取。来自蒸汽裂化的渣油有时被掺入重质燃料。根据本公开可以提供裂解气作为RRG 300。
在实施方案中，提供RRG 300包括用本领域已知的任何方法生产和获得焦化废气。图7中提供了用于提供焦化废气的示例性系统。图12是根据本公开的一个实施方案的作为RRG 300C的焦化废气的生产方法的流程图。提供RRG 300C包括提供焦化原料311，热裂化焦化原料312，和从焦化产物中提取焦化废气313。可以从焦化中获得焦化废气，所述焦化为将重质渣油热转化或提升为较轻产物和副产品石油焦的方法。焦是在石油渣油干馏中残留的碳含量高的残渣。
焦化是用于将重质渣油提升为较轻产物或馏分的严格的热裂化方法。提供焦化原料311可以包括：提供来自常压塔和/或减压塔的渣油。焦化原料的焦化可以产生直馏汽油(焦化石脑油)和多种被用作催化裂化原料的中间馏分，以及根据本公开被用作RRG的焦化废气。焦化充分减少氢，以致残渣是被称为“焦”的碳形式。延迟焦化和/或连续(接触或流化)焦化可以提供用作RRG的焦化废气。
在实施方案中，RRG为来自延迟焦化的废气。通常在延迟焦化装置中处理减压渣油，所述延迟焦化装置将来自原油的重油转化为较轻产物。在延迟焦化中，被加热的载料(焦化原料，通常是来自常压蒸馏塔的渣油)被转移到大的焦化罐，所述焦化罐塔提供所需的长停留时间使得裂化反应可以进行至结束。开始时将重质原料供入熔炉，所述熔炉在低压(25至30psi)下将渣油加热到高温(900°F至950°F)，并且所述熔炉被设计和控制为防止在加热器管道中的过早焦化。将混合物从加热器传至一个或多个焦化罐，在焦化罐中热的材料被在25至75psi的压力下保持约24小时(延迟的)，直至其被裂化为较轻产物。来自罐的蒸气被送回分馏器，在分馏器中分离废气、石脑油和瓦斯油。焦化废气可以被用于提供RRG 300。
通常，当一个罐中的焦达到预设水平时，使流料转向另一个罐从而保持连续操作。将充满的罐进行蒸汽处理除去未裂化的烃、通过注入水冷却、并且用机械或液压方法除焦。可以利用从罐底伸出的螺旋钻机械除焦。液压除焦由利用从旋转切割器喷射出的高压水破碎焦床构成。
在实施方案中，RRG为来自连续焦化的废气。连续(接触或流化)焦化是在高于延迟焦化的温度下进行的移动床方法。在连续焦化中，在被称为反应器的径向混合器中在50psi的压力下利用从热的循环焦颗粒转移至原料的热量产生热裂化。将气体和蒸气从反应器中取出，将其淬灭从而停止任何进一步的反应，并进行分馏。如列出了焦化操作的典型原料和产物的表4所示，根据本公开可以将焦化废气或其部分用作RRG。使反应过的焦进入平衡罐并将其上升到进料器和分级机，在分级机中较大的焦颗粒被作为产物排出。剩余的焦被投入预热器中与原料一起再循环。焦化发生在反应器和平衡罐中。由于存在焦和原料的连续流动，该方法是自动的。如上所述，R.N.Watkins的Petroleum  Refinery Distillation第二版(ISBN 0-87201-672-2)中也描述了可能的废气组成。
Figure BDA0000132776070000361
在实施方案中，提供RRG 300包括提供伴生气。图13中显示了利用伴生气提供伴生气300D的方法。提供RRG 300D包括提供原油314和从原油中分离伴生气315。可以用以上对于图10的描述中的步骤304进行提供原油314。伴生气是存在于油藏中的在高压下溶解于原油中的气体，或作为油上方的气顶存在的气体。伴生气包括天然气。可以按照本领域所知从原油中分离伴生气。
根据本公开可以用其它炼厂气作为RRG。可以用任何通常被送往气体设备的气体作为RRG并用本公开的方法将其转化为增值气体。例如，可以用在加氢脱硫期间所产生的废气或其部分来提供RRG。加氢脱硫指主要目的为在氢存在时从石油馏分中除去硫的催化过程。在实施方案中，在将通常被送往气体处理设备的气体用作RRG之前从中脱除一种或多种产物。在用该气体作为RRG之前，不饱和的和/或饱和的气体设备可以脱除一种或多种组分。例如，为了用作烷基化原料可以脱除丁烷和丁烯，可以将较重的组分送去调和汽油，可以回收丙烷用于LPG，并且可以脱除丙烯用于石油化工。
将RRG与载体和/或催化剂密切混合从而形成增值产品。所公开的从炼厂气生产增值产品的方法250还包括将所提供的RRG与载体和/或催化剂密切混合从而形成分散体和增值产品400。增值产品可以包括烯烃和/或含氧化物，包括醇。将一个或多个HSD 40并入常规炼厂可能尤其理想。硫酸可能是最合适的载体，因为在典型炼油厂中最常用硫酸进行酸处理工艺。此外，RRG通常会含有硫，并且高剪切处理可以将RRG中的硫转化为硫酸，硫酸可以与载体一起被除去。硫酸处理是用硫酸处理粗加工的石油产品诸如汽油、煤油和润滑油料以改进颜色、气味和其它特性的过程。
传统的硫酸处理导致部分或全部除去不饱和烃、硫、氮和氧化合物与树脂和沥青化合物。其被用于改进油的气味、颜色、稳定性、残炭和其它特性。根据本公开，炼厂的部分硫酸可以被用于从多种RRG生产增值产品。
密切混合400可以包括将RRG与载体和/或催化剂的混合物置于至少20,000s-1以上的剪切速率下，这将在下文进一步论述。密切混合400可以包括混合从而形成含有被分散在载体(其可以是或含有催化剂)中的RRG气泡的分散体，其中所述气泡的平均粒径为约5、4、3、2、1或小于1微米。在实施方案中，气泡的平均粒径在纳米范围、微米范围或亚微米范围内。
现在参照图1，密切混合400可以包括通过可分散气体流22将合适的RRG引入高剪切装置40，并通过物流21将载体和/或催化剂引入高剪切装置40。该HSD可以是如上所述的转子-定子装置。
在操作中，通过管道22将含有RRG的可分散气体流引入系统100，并在管道13中将其与载体流结合从而形成气-液流。载体可以是或其中含有催化剂。载体21可以是任何合适的液体载体，并且可以是水性的或有机的。在实施方案中，载体包括硫酸，硫酸还充当催化剂。在实施方案中，载体和/或催化剂选自硫酸、磷酸、磺酸和其组合。在实施方案中，采用适合催化水合反应的催化剂。可以在系统100运行之前用诸如氮气的惰性气体填充反应器10并清除任何空气和/或氧气。根据一个实施方案，催化剂是布置在固相载体诸如但不限于二氧化硅上的磷酸。在其它实施方案中，催化剂可以是硫酸或磺酸。在实施方案中，催化剂包括沸石。可用于多种实施方案的沸石的实例包括：结晶铝硅酸盐，如丝光沸石、毛沸石、镁碱沸石和Mobil Oil公司开发的ZSM沸石；含有诸如硼、铁、镓、钛、铜、银等外来元素的铝金属硅酸盐；和基本没有铝的金属硅酸盐，如镓硅酸盐和硼硅酸盐。关于在沸石中可交换的阳离子类型，通常用质子交换型(H-型)沸石，但是也可以使用已被至少一种阳离子物质进行离子交换的沸石，所述阳离子物质例如诸如Mg、Ca和Sr的碱土元素、诸如La和Ce的稀土元素、诸如Fe、Co、Ru、Pd和Pt的VIII族元素或者其它诸如Ti、Zr、Cr、Mo、W和Th的元素。可以通过催化剂进料流将催化剂装入反应器10。或者，催化剂可以存在于固定或流化床10。
或者，可以将可分散气体直接供入HSD 40，而不是在管道13中与载体(例如硫酸)合并。操作泵5使得泵送载体通过管道21，并且形成压力和进给HSD 40，提供通过高剪切(HSD)40和高剪切系统100的受控流动。在一些实施方案中，泵5将管道13中的HSD入口流的压力增强至大于200kPa(2个大气压)或大于约300kPa(3个大气压)。通过这种方式，高剪切系统100可以将高剪切和压力结合从而增强反应物的密切混合。
在优选的实施方案中，可以将可分散RRG气体连续供入载体流13从而形成高剪切进料流(例如气-液进料流)。在高剪切装置40中，载体和RRG被高度分散，使得形成RRG的纳米气泡和/或微米气泡，使RRG极好地分散到溶液中。一旦分散时，分散体就可以在高剪切出口管道19排出高剪切装置40。物流19任选可以进入容器10。容器10可以包括流化或固定床并被用于代替或附加于浆体催化剂处理。但是，(例如在浆体催化剂实施方案中)，为了进一步反应，高剪切出口流19可以直接进入反应器/容器10。利用反应器10中的冷却盘管保持反应温度，可以维持反应流在特定反应温度。反应产物(例如增值产品，其可以含有烯烃、醇和/或其它含氧化物)可以从产物流17中脱除。未反应的/轻质气体可以通过管道16从容器10脱除。载体可以通过管道20再循环。容器10可以包括一个或多个分离容器，用于分离增值产品、轻质气体、载体液体和催化剂的任何组合。
由于RRG会随着RRG的来源而变动，所以发生于HSD 40和/或容器10中的反应和所产生的增值产品会变动。可能发生的反应是FT反应(例如，当RRG含有一氧化碳和氢气、即合成气体时；可以使用FT催化剂)、烯烃水合反应(例如，当RRG含有烯烃时；载体可以包括硫酸；可以存在沸石催化剂)、甲醇生产(例如，当RRG含有甲烷时；载体可以包括硫酸)、裂化反应和本领域已知的且通过用所需RRG进行的实验无需过多反应即可辨别的其它多种反应。如所提及的，FT反应可以发生在系统100中。美国专利申请No.12/138,2689中描述了这样的反应，在此为了不与本公开冲突的所有目的将其全部内容并入本文。烯烃水合反应可以发生于系统100中。美国专利No.7,482,497和美国专利申请No.12/335,270和12/140,763描述了这样的反应，在此为了不与本公开冲突的所有目的将其全部内容并入本文。
增值产品通常含有选自含氧化物和烯烃的至少一种组分。在实施方案中，增值产品含有至少一种醇。醇可以包括乙醇、丙醇、异丙醇、丁醇或其组合。美国专利申请No.12/335,270中描述了将烯烃原料高剪切转化为含有醇的产物的方法，在此为了本公开一致的所有目的将其全部内容并入本文。可以使用任何OH源形成醇，例如水可以提供OH源。例如，在实施方案中，RRG含有FCC废气。在实施方案中，FCC废气含有乙烯和/或乙烷。在这些和/或其它实施方案中，增值产品主要包含醇。在实施方案中，增值产品含有至少一种含氧化物。在实施方案中，增值产品含有至少一种醇。
在HSD 40中将反应物密切混合，HSD 40使得反应物受到高剪切。还料想到在某些实施方案中催化剂还可以存在于反应物流中。例如，可以通过入口管道13、管道21或管道22将固相、气相或液相催化剂引入HSD 40。在一个示例性实施方案中，高剪切装置包括诸如DR 2000/4型的商业分散器，其为如上所述被配置为三个转子与定子组合串联排列的高剪切、三级分散装置。所述分散器用于产生RRG在液体载体中的分散体。例如，可以如图2所示配置转子/定子组。在这样的实施方案中，合并的反应物通过管道13进入高剪切装置并进入具有沿周缘隔开的第一级剪切口的第一级转子/定子组合。从第一级排出的粗分散体进入具有第二级剪切口的第二转子/定子级。从第二级排出的气泡尺寸减小的分散体进入具有第三级剪切口的第三级转子/定子组合。发生器的转子和定子可以具有周缘隔开的形状互补的环。分散体通过管道19排出高剪切装置。在一些实施方案中，剪切速率沿流动方向260纵向逐步提高，或者从一个发生器的内部环组到同一发生器的外部环组逐步提高。在其它实施方案中，剪切速率沿流动方向260纵向逐步降低，或者从一个发生器的内部环组到同一发生器的外部环组(从轴200向外)逐步降低。例如，在一些实施方案中，第一级转子/定子中的剪切速率大于随后的级中的剪切速率。例如，在一些实施方案中，第一级转子/定子中的剪切速率大于或小于随后的级中的剪切速率。在其他实施方案中，剪切速率沿流动方向基本不变，级中或级间相同。例如，如果HSD 40包括PTFE密封件，可以用本领域已知的任何合适的技术冷却该密封件。HSD 40可以包括中心轴，该轴可被用于控制HSD 40中的温度。例如，可以用在管道13中流动的载体流冷却密封件，并且这时如果需要的话可以在载体流进入高剪切装置之前将其预热。在实施方案中，可以向HSD 40添加热量(通过轴或其它地方，如HSD 40外部)以促进反应。
HSD 40的转子可以被设定为以与转子的直径和所需端速相适应的速度旋转。如上所述，HSD(例如，胶体磨或齿缘分散器)具有固定的定子和转子之间间隙或具有可调节的间隙。
HSD 40用于将RRG与载体密切混合。在本方法的一些实施方案中，通过操作高剪切装置降低反应物的运输阻力，使得一种或多种反应的速度(即反应速率)增加大于约5倍。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，速度增加倍数在约10至约100倍范围内。在一些实施方案中，在额定端速为至少22m/s(4500ft/min)、40m/s(7900ft/min)并且可以超过225m/s(45,000ft/min)或更高时，HSD 40传送至少300L/h。能量消耗可以为约1.5kW，或者如果需要的话可以更高。虽然难以测定HSD 40中旋转剪切单元或旋转部件的顶端处的瞬时温度和压力，但估算，在高剪切条件下，通过被密切混合的反应物而了解的局部温度可以超过500℃，并且压力超过500kg/cm2。
涉及液体、气体和固体的化学反应的速率取决于接触时间、温度和压力。在需要使不同相(例如固体和液体；液体和气体；固体、液体和气体)的两种或多种原料反应的情况下，控制反应速率的限制因素之一涉及反应物的接触时间。当反应速率加快时，可以降低停留时间，从而增加可获得的通量。
在非均相催化反应的情况下，有另外的速率限制因素，其是从固体催化剂的表面除去反应产物以允许催化剂进一步催化反应物。通常通过混合来控制反应物和/或催化剂的接触时间，其中混合提供与参与化学反应的反应物的接触。
虽然不受理论束缚，但是已知在乳化化学中，分散在液体中的亚微米粒子或气泡主要通过布朗(Brownian)运动效应而运动。这些亚微米尺寸的粒子或气泡通过固体催化剂粒子的边界层的迁移率可能更大，从而通过增强反应物的传输而促进和加速催化反应。
高剪切导致RRG分散于微米或亚微米尺寸的气泡或小滴中。在一些实施方案中，所产生的分散体的平均气泡尺寸小于约1.5μm。因此，通过管道19排出HSD 40的分散体含有微米和/或亚微米尺寸的气泡。在一些实施方案中，平均气泡尺寸在约0.4μm至约1.5μm的范围内。在一些实施方案中，所产生的分散体的平均气泡或小滴尺寸小于或约为1μm。在一些实施方案中，平均气泡尺寸小于约400nm，并且在有些情况下可以小于或约为100nm。在许多实施方案中，微气泡分散体在常压下能够保持分散至少15分钟。
如图1所示，一旦被分散，所产生的分散体就通过管道19排出HSD 40并进入容器10。由于反应物在进入容器10之前被密切混合，相当部分的化学反应可以在有或没有催化剂存在的情况下发生于HSD40中。因此，在一些实施方案中，反应器/容器10可以主要被用于从增值产品中加热和分离挥发性反应产物。替代或附加地，容器10可以用作产生大部分增值产品的主要反应容器。可以用连续或半连续流动模式操作容器/反应器10，或者可以用分批模式操作。可以采用本领域技术人员已知的技术，利用加热和/或冷却设备(例如，冷却盘管)和温度测定仪器，将容器10的内容物保持在特定反应温度。可以用合适的压力测定仪器监测容器中的压力，并且可以采用本领域技术人员已知的技术，利用水平调节器控制容器中的反应物的水平。连续或者半连续搅拌内容物。
可以调节温度、压力、空速和反应物组成的条件，使得产生所需要的产物状况。使用HSD 40可以使反应物能够更好相互作用和更密切混合，并且因此可以允许增加可能的通量和/或产品产率。在一些实施方案中，系统100的运行条件包括温度达到或接近环境温度并且总体压力达到或接近常压。由于HSD 40在转子的顶端处提供高压(例如150,000psi)，反应温度可以低于不存在高剪切的常规反应系统。在实施方案中，对于相同的反应，运行温度比常规运行温度低约70％，或者比常规运行温度低约60％，或者比常规运行温度低约50％。
HSD 40中的停留时间通常短，例如，停留时间可以在毫秒范围内，可以为约10、20、30、40、50、60、70、80、90或约100毫秒，可以为约100、200、300、400、500、600、700、800或约900，可以在数秒范围内，或者可以为其中任何范围。
可以适当地采用通常所知的水合反应条件作为利用催化剂促进RRG中的烯烃水合而产生醇的条件。对于反应条件没有特别限制。烯烃的水合反应是逆反应即醇的脱水反应的平衡反应，并且低温和高压通常有利于醇的形成。但是，优选的条件根据具体的起始烯烃而大不相同。从反应速率的角度看，优选较高的温度。因此，难以简单限定反应条件。但是，在实施方案中，反应温度可以在约50℃至约350℃的范围内，优选约100℃至约300℃。此外，反应压力可以在约1至300个大气压的范围内，或者1至250个大气压。
如果用催化剂促进反应，可以将催化剂以水或非水浆体或者流的方式直接引入容器10。替代或附加地，可以将催化剂加入系统10的其它位置。例如，可以将催化剂浆体注入管道21。在一些实施方案中，管道21可以含有流动的新鲜载体流和/或来自容器10的再循环流。
希望保持反应物的主要或总体运行温度在其闪点以下。在一些实施方案中，系统100的运行条件包括在从约50℃至约300℃范围内的温度。在具体实施方案中，容器10中的反应温度具体在从约90℃至约220℃范围内。在一些实施方案中，容器10中的反应压力在从约10个大气压至约50个大气压的范围内。
如果需要的话，可以在分散体进入容器10之前对其进行进一步处理。在容器10中，反应(例如烯烃水合)继续进行。连续或半连续搅拌容器中的内容物，控制反应物的温度(例如，使用换热器)，并且用标准技术调节容器10内的流体水平。根据具体应用的需要，反应可以连续、半连续或者分批进行。
分离轻质气体、载体、催化剂和增值产品。方法250还包括分离轻质气体、载体、催化剂和增值产品500。在载体不是催化剂或者利用另一种载体(例如固相载体)的情况下，500还可以包括将容器10中的固相催化剂与其它组分分离。可以通过容器10或通过独立的分离容器进行该分离。所产生的任何轻质反应气体或RRG的未反应组分可以通过气体管道16排出反应器10。在实施方案中，将该气体流再循环到HSD 40。可以利用本领域已知的任何合适的分离方法分离轻质气体、载体液体、催化剂(如果存在的话)和增值产品。例如，可以用气液分离、固/液分离、蒸馏和其它分离方法中的一种或多种来分离排出HSD40和/或容器10的所需组分。
将轻质气体进行高剪切。方法250还可以包括将轻质气体进行高剪切600。轻质气体16可以包括一氧化碳、氢气、甲烷和其它各种轻质组分。在实施方案中，对轻质气体16进行高剪切600包括在有FT催化剂存在时密切混合轻质气体，从而产生FT产物。通过这种方法，可以实现FT液态烃的气制油(gas-to-liquid)生产。可以采用任何合适的FT催化剂。可以如美国专利No.12/138,269所述进行高剪切FT处理。在这些实施方案中，部分HSD可以用FT催化剂制成或涂覆，FT催化剂的浆体可以被循环，或者容器10可以包括FT催化剂的固定或浆态床。可以从容器10中提取液态烃。
将轻质气体进行高剪切600可以包括将原油与轻质气体密切混合。在一个实施方案中，如图14所示，在稳定和/或改变原油的API比重度的方法600A中采用管道16中的气体。该方法包括提供原油和选自伴生气、非伴生气、来自图1中步骤600的轻质气体、RRG、含氧化物和其组合的气体601，并且对原油和所选择的气体进行高剪切602。可以按照对于图9-13的描述获得RRG。可以按照对于图13的描述获得伴生气。如本领域所知，本文的短语“非伴生气”指在没有油的气田中获得的气体。可以按照下文关于图10中步骤304和图13中步骤31的描述提供原油。如上文所述，可以通过将原油和所选择的气体引入HSD 40而对其进行高剪切。在实施方案中，通过HSD 40将从地球提取的有伴生气的原油密切混合(理想在压力降低之前)，从而调节其稳定性和/或API比重度。在实施方案中，通过HSD 40将从地球提取的原油(有或没有伴生气)与非伴生气密切混合，从而调节其稳定性/API比重度。将原油与所选择的气体密切混合可以包括将原油通行过一个或多个HSD 40。将原油与所选择的气体密切混合可以包括将原油通行过用两个或更多HSD 40。将原油与所选择的气体密切混合可以包括将原油通行过三个或更多HSD 40。可以将其它选择的气体引入各个随后的HSD。可以利用方法600A减少原油中的挥发性组分从而改变原油的API比重度和/或使其稳定。在实施方案中，用方法600A将API提高至少或者约为1.5或2倍。在实施方案中，用方法600A将原油的API从约15提高至约30、从约5提高至约20、或者从约10提高至约20。在炼厂运行期间可以利用方法600A减少不需要的沥青烯的产生。术语“沥青烯”指溶于二硫化碳但不溶于石蜡石脑油的沥青化合物。
可以进一步按照本领域所知来处理通过管道17回收的增值产品。例如，可以使增值产品与冷水接触，从而从中除去硫酸。可以按照本领域所知使用和/或分离产物，例如含氧化物。如果需要的话，可以将所分离的组分再循环。
减少二氧化碳。在实施方案中，将二氧化碳(被认为是RRG气体和温室气体)和水转化为增值产品。在一些实施方案中，增值产品包括醇类，如甲醇。在其它的一些实施方案中，增值产品包括醛和酮以及其它有机含氧化物。
在一些实施方案中，二氧化碳来源是来自电厂的炼厂气(RRG)，其主要包括N2、CO2、水、一些O2、CO、硫和氮氧化物。在石油精炼的实施方案中，这种情况下极少不饱和，存在硫和/或氧气、氢气。在一些实施方案中，二氧化碳源是高炉气。在某些情况下，高炉气的主要组成是46％氮气、24％一氧化碳、26％二氧化碳、4％氢气、一定量的氧气和甲烷。在一些实施方案中，二氧化碳源是FCC废气。在某些情况下，FCC废气的主要组成是1.1％H2、13.31％N2、1.54％CO、27.48％CH4、22.94％C2H4、23.35％C2H6、2.11％C3H6、0.4％C3H8、4.61％C4H8、0.27％C4H10和2.63％C5+。
在一些实施方案中，二氧化碳来自化石燃料(例如煤、天然气、石油)燃烧设备(FFBF)或其某些组件。在一些情况下，化石燃料燃烧设备(FFBF)是电厂或电站。在其它的一些情况下，FEBF是燃烧器或炉。对于本领域技术人员这些FFBF是已知的。本公开不想以大小、功能目的或运行机制区分FFBF。
在一些实施方案中，用生物催化物质(例如酶)促进二氧化碳和水的转化。在一些实施方案中，用电催化方法促进反应。在一些情况下，二氧化碳和水被转化为甲烷。
在一些实施方案中，使用生物催化物质(例如酶)并结合上文所述的无机催化剂促进二氧化碳和水的转化。在一些情况下，二氧化碳和水被转化为醇、醛和酮以及其它有机含氧化物。
虽然不希望受到理论束缚，但是设想了在高剪切条件下通过从H2O和CO2产生自由基而加速二氧化碳和水之间的反应。此外，高剪切所引起的密切混合和空化作用降低了传质限制，使得反应速率提高。
已经使用了各种维数、尺寸、量、体积、速率和其它数值参数和数值，这是为了描述和示例本发明的原理，并不意图将本发明限制在本文所举例说明的、描述的或者以其他方式陈述的数值参数和数值。同样，除非特别声明，不认为步骤的次序是关键的。为了产生所需结果，可以单独采用或以任何合适的组合使用下文所述的实施方案的不同教导。
多程操作。在图1所示的实施方案中，系统被配置用于单程操作，其中在HSD 40中产生的产物沿流送管道17继续运行。HSD 40的输出可以流经随后的HSD。在一些实施方案中，可能需要在第二程期间传送流送管道19的内容物或其一部分通过HSD 40。在这种情况下，可以使流送管道19的至少一部分内容物从流送管道19再循环，并且由泵5将其泵送入管道13并然后泵送入HSD 40。可以通过管道22将另外的反应物注入管道13，或者直接加入HSD。在其它实施方案中，进一步处理产物，然后将产物的一部分循环至HSD 40。
多个HSD。在一些实施方案中，将两个或更多个如同HSD 40或者不同配置的HSD串联排列，并用于促进进一步的反应。混合器的运行可以是分批或连续模式。在需要单程或者“一次通过”处理的一些情况下，使用串联的多个HSD也可以有利的。在实施方案中，反应物串流或并流通过多个HSD 40。例如，在实施方案中，出口管道19中的产物进给到第二个HSD中。当串联或并联操作多个HSD 40时，可以将另外的反应物和/或载体(液态或气态)注入各个HSD的入口进料流中。例如，可以将不同的可分散气体如氢气、二氧化碳和/或一氧化碳引入第二个或随后的HSD。在实施方案中，将含有含氧化物的气体注入入口进料流。例如，可以将含有一氧化碳、二氧化碳、氧气、轻质醇或其组合的气体引入串联或并联布置的各个HSD的入口。
例如，可以用第一个HSD 40将包含含有乙烯和/或乙烷的FCC废气的RRG转化为含有乙醇和/或其它含氧化物和/或较高级烃的产物。HSD 40中剩余的或所产生的气体通过轻质产物气体出口管道16排出容器10。可以将轻质产物出口管道16中的气体再循环到HSD 40或者与液体载体一起引入第二个HSD。例如，轻质气体出口管道16中的轻质气体可以包括氢气。可以将轻质气体出口管道16中的轻质气体与另外的气体、例如另一种可用的RRG一起引入串联的HSD中。例如，所述另外的气体包括二氧化碳、一氧化碳、甲烷或其组合。例如，一氧化碳和/或二氧化碳可以从FCC催化剂的再生中获得。在HSD 40与第二个或随后的HSD中可以使用相同的或不同的催化剂。可以基于其中待处理的气体选择催化剂。在一些实施方案中，并联操作多个HSD40，并且将其出口产物引入一个或多个流送管道19。用所公开的方法处理后所剩余的任何气体可以被用作燃料或者被燃烧。其量通常比典型炼厂中传统用作燃料或燃烧的气体的量少得多。
特征。HSD 40中反应物的密切接触可以致使反应物更快和/或更完全反应。在实施方案中，与传统构造和方法相比，使用本公开的包括通过外部HSD 40混合反应物的方法允许减少催化剂用量，和/或者增加产物产率和/或反应物的转化。在实施方案中，该方法包括将外部HSD 40并入已确立的工艺中，从而与没有HSD 40而运行的工艺相比，减少实现所需反应所需要的催化剂用量，和/或例如通过减少传统浆态床反应器中与催化剂更换有关的停机时间而能够提高生产通量。在实施方案中，本公开方法与现有工艺相比降低了运行成本和/或提高了产量。或者，本公开方法可以降低设计新工艺的资金成本。
尽管不希望受到具体理论所限，但是相信高剪切混合的水平或程度可以充分增加传质速率，并且还产生局部的非理想状态(在热动力学方面)，这些状态使得基于吉布斯(Gibbs)自由能预测时原本不会发生的反应能够发生。局部的非理想状态被认为在HSD内发生，导致温度和压力增加，最显著的增加被认为是局部压力。在HSD内，压力和温度的增加是瞬间的和局部的，并且一旦离开HSD时就迅速地恢复回到主要或平均系统条件。尽管不希望受到理论所限，但是在一些情况下，HSD可以诱导足够强度的空化作用，从而使反应物中的一种或多种解离为自由基，自由可以加强化学反应或允许反应在比原本可能需要的严格程度低的条件下发生。空化作用还可以通过产生局部湍流和液体微循环(声流)而增加运输过程的速率。Gogate等人的“Cavitation：A technology on the horizon，”Current Science 91(No.1)：35-46(2006)提供了关于在化学/物理加工应用中采用空化现象的综述。本系统和方法的某些实施方案的HSD可以诱导空化作用，从而将一种或多种反应物解离成为自由基，然后所述自由基进行反应。在实施方案中，转子/定子的顶端处的极端压力导致液相反应，并且不涉及空化作用。
实施例
以下部分提供有关各种实施方案的实施例的进一步细节。
使CO2和原油通过高剪切装置，并且用水和CO2产生醇(高剪切：1000rpm；在90℃和100psig下具有CO2的反应器)。
可能的机理：CO2与羰合钌反应而产生氧化钌，然后氧化钌催化CO与水反应而产生氢气和更多二氧化碳。然后氢气可以与一氧化碳反应而产生甲烷(CO+2H2＝CH3OH)，该反应可能由所产生的氧化钌催化。
用气相色谱(GC)分析样品的水相，表明样品的水相含有大约65％甲醇。
实验程序
Figure BDA0000132776070000501
气相色谱(GC)条件(安捷伦(Agilen)6850型；检测器：TCD)
柱        安捷伦19095N-123E型
          AP-INNOWax聚乙二醇
额定毛细  管柱30.0m×530m×1μm
          操作条件入口温度175℃
          载气氦气
          柱压力3.99psi
          炉温度75℃保持时间6min
          流速4.7ml/min
虽然已经显示并描述了本发明的优选实施方案，但是本领域技术人员可以对其进行修改而不偏离本发明的精神和教导。本文所描述的实施方案仅为示例性的，而不旨在是限定性的。本文所公开的发明的许多变体和修改是可能的并且在本发明的范围内。当明确表明数值范围或限度时，这些表述范围或限度应当被理解为包括落入所明确表述的范围或限度内的相似量级的叠代范围和限度(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)。对于权利要求中任何要素使用术语“任选”是指对象要素是需要的或者是不需要的。这二种选择均在权利要求书的范围内。使用更上位术语诸如含有、包括、具有等，应当被理解为支持更狭义的术语，如由......组成、基本上由......组成、基本由...构成等。
因此，保护范围不受上述说明书的限制，而是只受所附权利要求书的限制，该范围包括权利要求所述主题的所有等价体。每个和所有权利要求作为本发明的实施方案被并入本说明书中。因此，权利要求书是进一步的描述并且是本发明的优选实施方案的附加。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被并入本文，并入程度为它们为本文所述的那些提供示例性的、程序上的或其它细节的补充。

Claims (23)

1.从炼厂气生产增值产品的方法，该方法包括：
(a)提供炼厂气，所述炼厂气含有选自C1-C8化合物的至少一种化合物和其组合；
(b)在高剪切装置中将炼厂气与液体载体密切混合，从而形成气体在液体载体中的分散体，其中分散体中的气泡的平均直径小于或等于约5微米；和
(c)提取增值产品，所述增值产品含有选自较高级烃、烯烃、醇、醛和酮的至少一种组分。
2.权利要求1的方法，其中炼厂气选自裂解气、FCC废气、伴生气、加氢脱硫废气、焦化废气、催化裂化废气、热裂化废气和其组合。
3.权利要求1的方法，其中C1-C8化合物包括二氧化碳。
4.权利要求1的方法，其中醇选自甲醇、乙醇、异丙醇、丁醇和丙醇。
5.权利要求1的方法，其中(b)还包括使炼厂气与载体接触催化剂。
6.权利要求5的方法，其中催化剂含有选自磷酸、磺酸、硫酸、沸石、固体酸催化剂和液体酸催化剂的至少一种组分。
7.权利要求1的方法，其中载体是催化剂。
8.权利要求7的方法，其中载体包括硫酸。
9.权利要求1的方法，其中载体包括水。
10.权利要求1的方法，其中(c)还包括从载体和增值产品中分离轻质气体。
11.权利要求1的方法，其还包括使载体与炼厂气接触催化剂，所述催化剂选自加氢催化剂、羟化催化剂、部分氧化催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂、加氢精制催化剂、重整催化剂、水合催化剂、加氢裂化催化剂、费-托催化剂、脱氢催化剂和聚合催化剂。
12.增加原油的API比重度的方法，该方法包括：
将原油和气体引入包括至少一个转子和至少一个定子的高剪切装置，所述气体选自含氧化物、伴生气、非伴生气、来自权利要求10的轻质气体和其组合；和
转动转子以提供至少22.9m/s的端速。
13.权利要求12的方法，其中API比重度增加至少1.5倍。
14.用于从炼厂气生产增值产品的系统，所述系统包括：
至少一个高剪切装置，所述高剪切装置包括至少一个转子和至少一个形状互补的定子，所述高剪切装置被配置用于产生在液体载体中含有炼厂气气泡的分散体；
用于生产炼厂气的设备，所述炼厂气含有C1-C8化合物中的一种或多种；和
泵，其被配置用于将含有液体载体的液体流传送到所述高剪切装置。
15.权利要求14的系统，其还包括与所述高剪切装置连接的容器，所述容器被配置用于从所述高剪切装置接收分散体。
16.权利要求14的系统，其中所述至少一个转子能够在至少22.9m/s(4,500ft/min)的端速下旋转，其中端速被定义为πDn，其中D是转子的直径且n是旋转频率。
17.权利要求14的系统，其中所述至少一个转子与所述至少一个定子被从约0.02mm至约5mm范围内的剪切间隙隔开，其中剪切间隙是所述至少一个转子和所述至少一个定子之间的最小距离。
18.权利要求14的系统，其中所述至少一个转子能够在运行期间提供至少20,000s-1的剪切速率，其中剪切速率被定义为端速除以剪切间隙，且其中端速被定义为πDn，其中D是转子的直径且n是旋转频率。
19.权利要求14的系统，其包括一个以上高剪切装置。
20.权利要求14的系统，其中高剪切装置包括至少两个发生器，其中每个发生器包括转子和形状互补的定子。
21.权利要求14的系统，其中用于生产炼厂气的设备包括被配置用于将有机分子裂解为较简单的分子的裂化器。
22.权利要求14的系统，其中用于生产炼厂气的设备包括炼油厂或其一些组件、化石燃料燃烧设备或其一些组件。
23.权利要求22的系统，其中化石燃料燃烧设备是电厂或电站。
CN2010800331165A 2009-07-28 2010-07-27 从炼厂气高剪切生产增值产品 Pending CN102471054A (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US22908209P 2009-07-28 2009-07-28
US61/229,082 2009-07-28
PCT/US2010/043424 WO2011017118A2 (en) 2009-07-28 2010-07-27 High shear production of value-added product from refinery-related gas

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN102471054A true CN102471054A (zh) 2012-05-23

Family

ID=43527616

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2010800331165A Pending CN102471054A (zh) 2009-07-28 2010-07-27 从炼厂气高剪切生产增值产品

Country Status (7)

Country Link
US (1) US20110028573A1 (zh)
EP (1) EP2459482A4 (zh)
JP (1) JP2013500973A (zh)
KR (1) KR101433585B1 (zh)
CN (1) CN102471054A (zh)
EA (1) EA201290014A1 (zh)
WO (1) WO2011017118A2 (zh)

Families Citing this family (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2011106878A1 (en) 2010-03-02 2011-09-09 Meg Energy Corporation Optimal asphaltene conversion and removal for heavy hydrocarbons
US8735616B2 (en) * 2010-05-21 2014-05-27 H R D Corporation Process for upgrading low value renewable oils
EP2486975B1 (en) * 2010-12-29 2015-09-23 Wanhua Chemical Group Co., Ltd. Fast mixing reactor and use thereof
US9200211B2 (en) 2012-01-17 2015-12-01 Meg Energy Corp. Low complexity, high yield conversion of heavy hydrocarbons
MX2014011982A (es) * 2012-04-06 2015-03-13 H R D Corp Aplicacion para alto cizallamiento en el procesamiento de aceites.
UA102510U (uk) * 2012-08-29 2015-11-10 Спосіб сповільненого коксування нафтових залишків
WO2014116270A1 (en) * 2013-01-25 2014-07-31 H R D Corporation System and process for hydrocracking and hydrogenation
WO2014116272A1 (en) * 2013-01-25 2014-07-31 H R D Corporation System and process for coal liquefaction
BR112015020366A2 (pt) 2013-02-25 2017-07-18 Meg Energy Corp separação melhorada de asfaltenos sólidos de hidrocarbonetos líquidos pesados usando-se novos aparelho e processo ("ias")
US20140316180A1 (en) * 2013-04-23 2014-10-23 Quantum Vortex, Inc. Apparatuses and methods for hydrodynamic cavitation treatment of liquids
WO2015038300A1 (en) * 2013-09-10 2015-03-19 Hrd Corporation Enhanced processes to produce value-added products from light gases
US11091701B2 (en) 2019-01-10 2021-08-17 Saudi Arabian Oil Company Conversion of olefinic naphthas by hydration to produce middle distillate fuel blending components
CN110860250B (zh) * 2019-12-04 2022-09-02 西南石油大学 一种聚合物高效配制装置及其组装方法
WO2023172976A1 (en) * 2022-03-10 2023-09-14 Amec Foster Wheeler Usa Corporation Fouling mitigation of delayed coker heaters
CN114887569B (zh) * 2022-05-23 2023-10-03 南通富莱克流体装备有限公司 气液固超重力强化反应器

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE29713519U1 (de) * 1997-07-22 1997-10-09 Greenworld Gmbh Vorrichtung zur Bildung eines Gemisches aus Brennstoff und Luft
CN101213272A (zh) * 2005-05-11 2008-07-02 沙特阿拉伯石油公司 从含硫原油中制造更高价值产品的方法
CN101270025A (zh) * 2008-04-30 2008-09-24 中国石油天然气股份有限公司 一种将催化裂化干气中的乙烯转化成丙烯的方法
WO2009003026A2 (en) * 2007-06-27 2008-12-31 H R D Corporation Method of making alcohols
US20090001316A1 (en) * 2007-06-27 2009-01-01 H R D Corporation System and process for production of liquid product from light gas

Family Cites Families (33)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9000A (en) * 1852-06-08 Process for making axes
US2008A (en) * 1841-03-18 Gas-lamp eok conducting gas pkom ah elevated buhner to one below it
US2678332A (en) * 1949-12-23 1954-05-11 Standard Oil Dev Co Esterification of olefins using ion exchange resins catalysts
US3887167A (en) * 1971-02-09 1975-06-03 Du Pont Apparatus for manufacture of organic isocyanates
DE2507407A1 (de) * 1974-06-07 1975-12-18 Texas Gas Transmission Corp Verfahren und anlage zur methanolherstellung
US4393256A (en) * 1981-12-17 1983-07-12 Uop Inc. Hydration of olefins
US4434049A (en) * 1982-03-17 1984-02-28 Dean Robert R Residual oil feed process for fluid catalyst cracking
US4927977A (en) * 1989-01-12 1990-05-22 Mobil Oil Corporation Process and apparatus for the uniform distribution of a two-phase feed in a chemical reaction zone
US5152976A (en) * 1990-11-16 1992-10-06 Texaco Inc. Process for producing high purity hydrogen
US5279463A (en) * 1992-08-26 1994-01-18 Holl Richard A Methods and apparatus for treating materials in liquids
DE4428018A1 (de) * 1994-08-08 1996-02-15 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von aromatischen Aminen
JPH08176034A (ja) * 1994-12-22 1996-07-09 Cosmo Sogo Kenkyusho:Kk メタノールの合成方法
US5637259A (en) * 1995-12-04 1997-06-10 Natural Resources Canada Process for producing syngas and hydrogen from natural gas using a membrane reactor
SG55335A1 (en) * 1996-06-28 1998-12-21 Nippon Catalytic Chem Ind Method for reducing deposition of cokes in heat-refining process of petroleum high-nolecular hydrocarbons and additive used in the method
US6153088A (en) * 1996-09-24 2000-11-28 Paspek; Stephen C. Production of aromatic oils
US6368367B1 (en) * 1999-07-07 2002-04-09 The Lubrizol Corporation Process and apparatus for making aqueous hydrocarbon fuel compositions, and aqueous hydrocarbon fuel composition
US6383237B1 (en) * 1999-07-07 2002-05-07 Deborah A. Langer Process and apparatus for making aqueous hydrocarbon fuel compositions, and aqueous hydrocarbon fuel compositions
US6241472B1 (en) * 1999-03-22 2001-06-05 Charles Ross & Son Company High shear rotors and stators for mixers and emulsifiers
US6742774B2 (en) * 1999-07-02 2004-06-01 Holl Technologies Company Process for high shear gas-liquid reactions
US6471392B1 (en) * 2001-03-07 2002-10-29 Holl Technologies Company Methods and apparatus for materials processing
US7538237B2 (en) * 1999-07-02 2009-05-26 Kreido Laboratories Process for high shear gas-liquid reactions
US6530964B2 (en) * 1999-07-07 2003-03-11 The Lubrizol Corporation Continuous process for making an aqueous hydrocarbon fuel
JP2004026667A (ja) * 2002-06-21 2004-01-29 Katsutoshi Okubo 二酸化炭素のメタノール変換用触媒反応システム
US7098360B2 (en) * 2002-07-16 2006-08-29 Kreido Laboratories Processes employing multiple successive chemical reaction process steps and apparatus therefore
CN100402412C (zh) * 2002-09-11 2008-07-16 克雷多实验室 材料的高剪切混合和反应方法及装置
JP4410481B2 (ja) * 2003-04-18 2010-02-03 三菱重工業株式会社 酢酸の製造方法、及び酢酸の製造装置
US6868366B1 (en) * 2003-09-16 2005-03-15 General Electric Company Method for measuring piping forces acting on a turbine casing
US7807049B2 (en) * 2006-12-11 2010-10-05 Ridge Raymond L Method and apparatus for recovering oil from oil shale without environmental impacts
US8021539B2 (en) * 2007-06-27 2011-09-20 H R D Corporation System and process for hydrodesulfurization, hydrodenitrogenation, or hydrofinishing
US7479576B1 (en) * 2007-06-27 2009-01-20 H R D Corporation Method of hydrogenating aldehydes and ketones
US9669381B2 (en) * 2007-06-27 2017-06-06 Hrd Corporation System and process for hydrocracking
US8133925B2 (en) * 2007-06-27 2012-03-13 H R D Corporation System and process for fischer-tropsch conversion
BRPI0911806A2 (pt) * 2008-07-03 2015-10-06 H R D Corp reator, e, sistema e método para realizar uma reação heterogeneamente catalisada.

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE29713519U1 (de) * 1997-07-22 1997-10-09 Greenworld Gmbh Vorrichtung zur Bildung eines Gemisches aus Brennstoff und Luft
CN101213272A (zh) * 2005-05-11 2008-07-02 沙特阿拉伯石油公司 从含硫原油中制造更高价值产品的方法
WO2009003026A2 (en) * 2007-06-27 2008-12-31 H R D Corporation Method of making alcohols
US20090001316A1 (en) * 2007-06-27 2009-01-01 H R D Corporation System and process for production of liquid product from light gas
CN101270025A (zh) * 2008-04-30 2008-09-24 中国石油天然气股份有限公司 一种将催化裂化干气中的乙烯转化成丙烯的方法

Also Published As

Publication number Publication date
EP2459482A2 (en) 2012-06-06
KR101433585B1 (ko) 2014-08-27
KR20120030144A (ko) 2012-03-27
EA201290014A1 (ru) 2012-12-28
EP2459482A4 (en) 2013-09-04
WO2011017118A3 (en) 2011-08-04
JP2013500973A (ja) 2013-01-10
WO2011017118A2 (en) 2011-02-10
US20110028573A1 (en) 2011-02-03

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN102471054A (zh) 从炼厂气高剪切生产增值产品
CN101636472B (zh) 加氢裂化的系统和方法
US8371741B2 (en) System and process for hydrodesulfurization, hydrodenitrogenation, or hydrofinishing
US10066172B2 (en) Supercritical water upgrading process to produce paraffinic stream from heavy oil
US20140209513A1 (en) System and process for coal liquefaction
US20140209508A1 (en) System and process for thermal cracking and steam cracking
US20140209509A1 (en) System and process for hydrocracking and hydrogenation
US20140209507A1 (en) System and process for catalytic cracking and reforming

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C02 Deemed withdrawal of patent application after publication (patent law 2001)
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication

Application publication date: 20120523