CN1266038A - 采用反应区错列旁路以提高生产能力的方法 - Google Patents

Abstract

通过将输送入每个反应区的进料的一部分错列旁路,可以改进多级催化烃转化系统的运行,在上述的系统中,烃物流依次通过至少两个反应区,这样,在第一区仅加工进料的第一部分,而在第二区则加工进料的剩余部分和至少一部分来自第一区的流出物流。本发明适用于第一和第二反应区易发生阻塞的工艺,这是因为本发明减少了通过第一和第二反应区的质量流量,同时可维持高的烃转化能力。

Description

采用反应区错列旁路以 提高生产能力的方法

本发明的涉及多级反应区中的烃转化方法。

烃转化工艺常常采用多级反应区，烃依次流过上述的反应区。在系列中的每个反应区有一套独特的设计要求。系列中每个反应区的最低的设计要求，是其输送预期的烃流量流过该系列的水压负荷。每个反应区的其他的设计要求是其实现规定的烃转化程度的能力。然而，为给定的烃转化程度而设计的反应区，常常会造成所设计的反应区比水压负荷单独所需要的反应区的最小尺寸要大。因而，在含有串流的烃物流的多级反应区的烃转化工艺中，系列中的一个反应区的水压负荷可能会比其他一些反应区的水压负荷更大。例如，在烃重整工艺中，最后的或倒数第二个重整反应区与第一或第二重整反应区比较，常常具有过大的水压负荷。

一般地，这种用于另外流通量的过大的水压负荷不会有损于系列中超大型反应区或任意其它的反应区的性能。理论上说来，在系列中的一个或多个反应区中，具有过大水压负荷的工艺装置可以运行多年，而不会有什么不利之处。尽管如此，但是，可能在多年之后，为了提高生产能力，要改建工艺装置时，就会出现一个令人注意的、如何去除阻塞的问题：在考虑到系列中实际使用的二个或多个较小的反应区可能只具有较小的或不存在过大的水压负荷的情况下，怎样在大的反应区中有效地使用至今没有使用过的过大的水压负荷。

为了回答这个问题，现有技术(参见US-A-4,325,806和US-A-4,325,807)提供了二种去阻塞的解决方法，包括重新设置烃物流的路径，使其绕过系列中的两个较小的连续反应区。一个现有技术的解决方法包括使总烃物流(100％)的一部分(B％)由旁路线路流过而完全绕过两个较小反应区，使剩余的总烃物流(10％-B％)串流地流过系列中的两个较小的反应区，结合旁路部分和两个较小反应区中第二反应区的流出物，并使烃总物流仅流过较大的反应区(反应区组)。这样，可提高流过系列的烃流量达到最小反应区和旁路管路的组合水压负荷的较小值，或系列中其他的较大的反应区(反应区组)的最小的水压负荷。当然，这个解决方法的主要缺点是由旁路绕过一个较小反应区的全部烃物流也会旁路绕过其它的较小反应区。该解决方法的另一个不足之处是流过系列的总烃物流中仅仅有100％-B％流过两个较小反应区。因此，平均来说，烃物流流过较少的反应区，接触较少量的催化剂或经受的烃转化条件的时间较短，因而进行的烃转化也较少。当总烃物流的一部分由旁路绕过多于两个反应区时，也是不利的。

另一现有技术的解决方法包括，以并流而不是串流方式，配置两个连续的较小的反应区，仅使一部分烃物流而不是全部流过每个并流反应区。这个解决方法将多个较小的并流反应区有效地结合成为一个大的反应区，它与系列中的其它较大的反应区是以串流方式连接。这样，可提高流过系列的烃流量，达到并流反应区的组合水压负荷的较小值，或系列中其它较大的反应区(反应区组)的最小水压负荷。虽然这第二种解决方法有其优点，在其中，没有烃物流旁路绕过其中的并流反应区组的一个反应区，也没有旁路绕过其它的并流反应区，但其不足之处在于流过系列的总烃物流没有都流经两个较小的反应区。并流配置的较小的反应区的越多，则第二种解决方法的不足就越明显。

因此，人们希望寻求一种方法，以使烃物流流过多级反应区，其中，总反应物流的一部分必须旁路绕过两个或多个连续的反应区，而将有损于烃转化的影响减至最小。该方法必须防止来自旁路绕过某一个反应区的烃物流、也旁路绕过系列中的下一个反应区。而且，该方法必须使流过所有被旁路绕过的反应区的烃物流总量达到最大化。

本发明是一种烃转化的方法，其中，总烃物流的一部分旁路绕过具有两个或更多个反应区的系列中的一个以上的反应区。在本发明的一个实施例中，在将某一个反应区的流出物与任意的由旁路绕过该反应区的烃物流结合之前，先将该反应区的流出物分成为两部分。流出物的一部分与由旁路绕过该反应区的烃物流结合，结合物流进入系列中的下一个反应区，这样，由旁路绕过反应区的烃物流就不会也旁路绕过系列中的下一个反应区。流出物的另一部分由旁路绕过系列中的下一个反应区，并一个接着一个地流过系列的反应区。因为在将流出物与任意的由旁路绕过形成流出物的该反应区的烃物流结合之前，将要旁路绕过下一个反应区的流出物的一部分由该流出物中分出来，因此，本发明的方法称为“错列旁路”。

本发明的主要优点之一是，几乎没有或为0％的烃物流旁路绕过系列的一个反应区而且也旁路绕过下一个反应区。在这方面，本发明如现有技术中的并流方法一样优良，其中，烃物流几乎都没有或0％地旁路绕过系列的一个反应区而且也旁路绕下一个反应区，并且本发明远优于现有技术的旁路方法，在现有技术的旁路方法中，烃物流的全部或100％旁路绕过系列的一个反应区而且旁路绕过下一个反应区。

本发明的另一个优点是，本发明使流经所有带旁路的反应区的烃原料总量达到最大化。在本发明中，如果B₁％为送往第一反应区的含烃原料中旁路绕过第一反应区的部分质量，而B₂％为来自第一反应区含烃流出物中旁路绕第二反应区的部分质量，那么，两个反应区都流过的总烃原料量是产品，为(100-B₁％)×(100-B₂％)，以％表示。例如，如果进入装置的烃原料质量的10％是旁路绕过第一和第二反应区的，那么，B₁％是10％，B₂％是11.1％，产品(100％-B₁％)×(100％-B₂％)是80％。在该实例中，本发明超过80％的烃原料都通过个两个反应区，比较起来，现有技术的旁路方法稍高一些，数值为100％-10％或90％，现有技术的并流方法则大大降低为0％。

概括这些优点，本发明改进了现有技术的旁路方法，而本发明中两个反应区都流经的烃物流量仅略为减小，且本发明没有烃物流同时旁路绕过两个反应区。本发明还改进了现有技术的并流方法，虽两者都没有烃物流同时旁路绕两个反应区，但本发明有更多的烃物流都流过两个反应区。可以认为，通过使旁路绕过两个反应区的烃降至最小和使两个反应区都流过的烃物流增至最大，本发明与现有技术方法比较，可使烃转化能力达到较高的程度。

本发明不仅对于那些采用一系列反应区的烃类转化工艺、而且对于那些在反应区之间-由于反应的吸热或放热-采用一系列的中间加热或冷却区域的烃转化方法，也是特别有利的。通过使用本发明，可以将在系列中初期的或上游的反应区之间的中间加热或冷却区域的功能移到系列中后期或下游的反应区中。这对于那些不仅反应区需要去除阻塞的工艺，而且对于中间加热或冷却区域也需要去除阻塞的工艺，这种方法都是有利的。

虽然，本发明主要用于改建这些已有的、采用系列反应区的工艺装置，以获得较高的生产能力，在所说的采用系列反应区中，某些反应区比其他的反应区具有较高的水压负荷，本发明还可用于新的工艺装置，在不使用本发明方法的情况下，它可能已被设计成严格的、使烃物流串流流经系列反应区的形式。

在一个主要的方案中，本发明是一种烃转化工艺方法，其中含烃进料物流的第一部分流入到第一反应区。烃物流在第一反应区内进行反应，并从第一反应区排出含有烃的第一流出物流。进料的第二部分和第一流出物流的第一部分流入到第二反应区。烃物流在第二反应区内进行反应，并从第二反应区排出含烃的第二流出物流。从该工艺中回收第一流出物流的第二部分和第二流出物流。

在另一个主要方案中，本发明是一种烃转化方法，其中，含烃进料物流的第一部分流入到第一反应区。在第一反应区内烃进行反应，并从第一反应区排出含有烃的第一流出物流。将进料的第二部分和第一流出物流的第一部分加入第二反应区。在第二反应区内烃进行反应，并从第二反应区排出含烃的第二流出物流。第一流出物流的第二部分和第二流出物流的至少第一部分送入到第三反应区。在第三反应区烃进行反应，并从第三反应区排出含烃的第三流出物流。

在另一个实施方案中，本发明是一种重整工艺方法，其中，含烃进料物流和含氢循环物流结合形成第一结合物流。加热第一结合物流的第一部分并送入到第一重整区，在此烃发生重整。从第一重整区排出含烃的第一流出物流。第一结合物流的第二部分和第一流出物流的第一部分结合形成第二结合物流。加热第二结合物流并送入第二重整区。在第二重整区重整烃并从第二重整区排出含烃的第二流出物流。第一流出物流的第二部分和第二流出物流的第一部分结合形成第三结合物流。加热第三结合物流并送入第三重整区。在第三重整区重整烃，并从第三重整区排出含烃的第三流出物流。第二流出物流的第二部分和第三流出物流结合形成第四结合物流。加热第四结合物流并送入第四重整区，在此重整烃并回收含烃的产品物流。

附图是本发明优选实施方案的流程图。

本发明适用于在含有至少两个反应区的反应系统中的含烃反应物流的催化转化，其中的反应物流是依次地流过所述的反应区的。一般地，含有多级反应区的反应系统是采用并列形或叠架形二种形式中的一种。在并列形中，有多个分开的反应容器，每个都包括有一个反应区，它们是彼此并列放置的。在叠架形中，一个常用的反应容器包括多个分开的反应区，它们是设置在彼此的顶部之上的。在二种反应系统中，根据反应的吸热或放热，可以在反应区之间进行加热或冷却。

虽然反应区可含有任意多种布置的烃物流。例如下流，上流，和错流，但对于大部分普通的适用于本发明的反应区来说为径向流。通常，一种径向流反应区由具有不同的公称截面积的圆筒部分组成。它们垂直并同轴地放置形成反应区。简单说来，一种径向流反应区一般包括一个圆筒形的反应容器，该容器含有一个圆筒形的外侧催化剂维持网屏和一个圆筒形的内侧催化剂维持网屏，两个网屏都与反应容器同轴放置。内侧网屏的公称内截面积小于外侧网屏的公称内截面积，而外侧网屏的公称内截面积小于反应容器的公称内截面积。将反应物流加入到反应容器的内壁和外侧网屏的外表面之间的环形空间内。反应物流通过外侧网屏，径向流过外侧网屏和内侧网屏之间的环形空间并通过内侧网屏。将在内侧网屏内的圆筒形空间内收集的物流从反应容器中排出。虽然，反应容器、外侧网屏和内侧网屏可是圆筒形的，但是，根据许多设计，制造和技术上的考虑，它们可采用任意的适宜的形状，例如三角形的，方形的，长方形的和菱形的。例如，常用的用于外侧网屏的不是一种连续的圆筒形网屏，而代之为一种所谓扇形的分开的、椭圆的、筒形网屏设置，上述扇形沿着反应容器的内壁周围设置。通常的内侧网屏是一种钻孔的中心管，该中心管沿着它的外围用网屏覆盖着。

本发明优选用于催化转化工艺方法，其中的催化剂包括可移动流过反应区的颗粒。可通过任意一种移动装置包括输送器或输送流体的方法，使催化剂颗粒移动流过反应区，但是，最常用的方法是通过重力使催化剂颗粒移动流过反应区。一般，在径向流反应区中，催化剂颗粒是充填在位于内侧网屏和外侧网屏之间的所谓催化剂床的环形空间之中。催化剂颗粒从反应区的底部排出，催化剂颗粒加入到反应区的顶部。从反应区排出的催化剂颗粒，随后从该工艺中回收，在该工艺的再生区再生，或输送到另一个反应区。同样地，加入到反应区中的催化剂颗粒可以为该工艺的新加入的催化剂，也可以是在该工艺中的再生区内再生的催化剂，或是由另一个反应区输送而来的催化剂。

在US-A-3,706,536和US-A-5,130,106中描述了具有叠置的反应容器，该种反应容器可用于本发明的实际中。由于重力而流动的催化剂颗粒从一个反应区转道到另一个反应区，新鲜的催化剂颗粒的引入和废催化剂颗粒的排出，有效地流过催化剂的转道管道。

使用这种叠置系统如并列系统的实践表明，在反应物流过一个催化剂颗粒移动床处的反应区的水压负荷有一个变动极限。这种变动极限是一种通常称作作催化剂障碍或催化剂阻塞的现象。简单说来，当作用在某些催化剂颗粒上的工艺蒸汽的水平力产生出相对于重力而言更大的、对于中心管或对于其它的催化剂颗粒的摩擦力时，在径向流反应区中就会发生催化剂阻塞。因而催化剂颗粒相对于中心管发生“阻塞”，不能自由地向下流过反应区。在US-A-5,130,106中的2栏4-40行比较详细描述了催化剂的阻塞。

本发明适用的具有多级反应区的工艺包括范围广泛的各种烃转化工艺，例如氢化，加氢处理，脱氢化，异构化，脱氢异构化，脱氢环化，裂化，和加氢裂化工艺，但是，对于本发明可用的最广泛实施的烃转化工艺是催化重整。因此，为便于参照，在本文中所包括的对本发明的讨论可适用于它在催化重整系统中的应用情况。

简言之，在催化重整中，一种原料与含有氢的循环物流混合，并在反应区中与催化剂接触。通常用于催化重整的原料是被称为石脑油的一种石油成分，并具有初始沸点为82℃(180°F)，终沸点约203℃(400°F)。催化重整工艺特别适用于直馏石脑油的处理，该石脑油含有相对高浓度的环烷烃和基本上是直链的烷烃，它们可通过脱氢反应和/或环化反应而芳构化。

重整可定义为通过环己烷的脱氢和烷基环戊基的脱氢并构化生成芳烃、链烷烃的脱氢化生成烯烃、链烷烃和烯烃的脱氢环化生成芳烃、正-链烷烃的异构化、烷基环烷烃的异构化生成环己烷、取代的芳烃的异构化和链烷烃的氢裂化所产生的总效应。关于重整工艺的进一步的信息可参照，例如US-A-4,119,526；US-A-4,409,095和US-A-4,440,626。

一般地，催化重整反应是在催化剂颗粒存在下进行，上述的催化剂颗粒含有一种或多种VIII族(IUPAC 8-10)的贵金属(例如：铂，铱，铑、钯)和卤素，它们与多孔载体(例如耐热无机氧化物)结合。催化剂可含有0.05-2.0wt-％第VIII族金属。优选的贵金属是铂。一般地，卤素为氯。通常采用氧化铝作为载体。优选的氧化铝材料是公知的如γ，η和θ氧化铝，γ和η氧化铝给出最佳的结果。一种涉及催化剂的性能的重要性质是载体的表面积。优选的载体具有的表面积为100-500m²/g。一般地，颗粒是球形的，直径为1.5-3.1mm(1/16-1/8英寸)，尽管它也可大至6.35mm(1/4英寸)。然而，在一种特定的再生器中，希望使用的催化剂颗粒的尺寸落在一个相对窄的尺寸范围内。优选的催化剂颗粒的直径为3.1mm(1/16英寸)。

在重整反应过程中，由于例如在颗粒上的焦炭沉积作用的结果，催化剂颗粒活性降低。也就是说，在使用一段时间之后，使催化剂颗粒的促进重整反应的能力降低到某一个数值。在该数值下催化剂不能再使用。催化剂在它重新用于重整工艺之前，必须恢复到正常状态或进行再生处理。

在优选的形式中，重整工艺可采用移动床反应容器和移动床再生容器，本发明适用于这种重整工艺。再生的催化剂颗粒被送入反应容器中，一般地，该容器包括几个反应区并且颗粒流在重力作用下流过反应容器。从反应容器的底部排出催化剂并输送到再生容器。在再生容器中，一般使用一种多步骤的再生工艺来再生催化剂，以恢复其全部的促进重整反应的能力。US-A-3,652,231；US-A-3,647,680和US-A-3,692,496描述了适用于在重整工艺中使用的催化剂再生容器。在重力作用下，催化剂流过各个再生步骤，然后从再生容器中排出并输送到反应容器中。提供的装置是为了添加新鲜催化剂作为向该工艺中补充和从该工艺中排出废催化剂用的。催化剂移动流过反应器和再生容器常常指的是连续的，而在实际中它是半连续的。至于半连续的移动，指的是在邻近的空间位置处，及时地循环输送相对少量的催化剂。例如，可以每20分钟从反应容器的底部排出一批，也可采用每5分钟排出一批，也就是说，催化剂可流动5分钟。如果与该批料的规模相比，向容器中的催化剂装料相对较大，则可以认为容器中的催化剂床是连续移动的。移动床系统具有保持生产、同时可移出或重新置换催化剂的优点。

附图所示为本发明的用于催化重整工艺的一种实施方案，为了理解本发明附图，仅给出必要的设备和管路。附图给出的普通反应容器100含有四个叠置的反应区：上部第一反应区10，中部第二反应区20，中部第三反应区30和底部第四反应区40。这四个反应区的大小、其催化剂床的长度和环形截面积应满足的总的催化剂体积分布为：在反应区10中是10％，在反应区20中是15％，在反应区30中是25％，在反应区40中是50％。在正常的操作中，新鲜的或再生的催化剂颗粒通过管路46和进口喷嘴44进入第一反应区10。在重力作用下，催化剂颗粒从第一反应区10流进第二反应区20，从第二反应区20流进第三反应区30，并从第三反应区30流进第四反应区40。催化剂颗粒最终通过出口104和管路106从普通反应容器100排出。通过管路106排出的催化剂颗粒可被输送到传统的连续的再生区中(在图中没有表示)。通过调节通过管路106排出催化剂颗粒的流量来控制通过普通反应器容器100的催化剂流量，以实现在反应区10、20、30和40中的所希望的催化剂性能(例如催化剂的活性，所需产品的收率，所需产品相对于不需要的副产品的选择性)。

接着将其转向烃物流，通过管路12向该工艺加入一种直馏石脑汽油馏分，它在82-204℃(180-400°F)范围内沸腾，该石脑汽油馏分与流过管路16的富氢气流混合，形成结合的原料物流。结合原料物流通过管路14进入热交换器110，在该热交换器内通过与流过管路108的第四反应区40的流出物流进行热交换，以加热结合的原料物流。加热的结合原料流通过管路22并分成为两个部分。约90质量％的结合原料物流成为进入第一反应区10的原料流。这部分结合的原料流通过管路38送入加热器50，在此，加热该物流达到第一反应区10的进口所需的温度，然后通过管路42将其送入第一反应区10。一般，反应区的进口温度在454-549℃(850-1020°F)，压力为3.5-14 Kg/cm²(表压)(50-200psig)。剩余的约10质量％的结合原料流，转道绕过装料的加热器50和第一反应区10，并送入第二反应区20。这部分转道的结合原料流通过管路24，流量计28，管路26，调节阀34和管路36，然后经管路72，加热器60和管路74进入第二反应区20。采用物流控制操作调节阀34来控制这部分结合原料流量。在流量计28中有设定的点对应于通过管路24预期流量。流量计28提供对应于通过管路24的实际流量与预期流量之间差值的信号32。

通过管路48从第一反应区10中回收流出物流。从第一反应区10来的流出物流分为两个部分。约90质量％的流出物流通过管路68并与流过管路36的结合原料流的转道部分结合，形成进入第二反应区20的原料流。因为重整反应一般是吸热的，第二反应区的原料流通过管路72，并通过加热器60，加热器加热物流达到第二反应区20进口的所需温度。在加热之后，第二反应区的原料流通过管路74进入第二反应区20。剩余的约10质量％的来自第一反应区的流出物流转道绕过加热器60和第二反应区20，并送入第三反应区30。这部分转道的第一反应区流出物流通过管路52，流量计54，管路62，调节阀58和管路64，并经管路88，加热器70和管路92进入第三反应区30。这部分第一反应区流出物流量的控制是采用调节阀58对流量进行操作，即是通过对应于通过管路52的实际流量与所需流量之间的差值的信号56而控制的。通过管路76从第二反应区20回收流出物流。

来自第二反应区20的流出物流分为两个部分。约90质量％的流出物流通过管路66并与来自第一反应区的流过管路64的流出物流的转道部分结合，形成送入第三反应区30的原料流。第三反应区的原料流通过管路88，通过加热器70加热，物流达到反应区30所需的进口温度，然后，通过管路92送入第三反应区30。剩余的来自第二反应区的约10质量％的流出物流转道绕过加热器70和第三反应区30，并送入第四反应区40。这部分转道的第二反应区流出物流通过管路78，流量计82，管路88，调节阀86和管路94，并经管路96，加热器80和管路102进入第四反应区40。根据信号84，通过调节阀86对流量进行控制操作而实现这对部分第二反应区的流出物流的控制。通过管路98从第三反应区30回收流出物流。

来自第三反应区30的流出物流与来自第二反应区20的流过管路94的流出物流的转道部分结合，形成进入第四反应区40的原料流。第四反应区的原料流通过管路96，通过加热器80加热，物流达到第四反应区40所需的进口温度，然后通过管路102进入第四反应区40。通过管路108从第四反应区40回收流出物流。

将来自第四反应区40的流出物流送入热交换器110，它可通过与流过管路14的结合原料流进行热交换而冷却该流出物流。然后，第四反应区的流出物流通过管路112进入冷却器120，在其中冷却流出物流，达到分离器90所需的进口温度，并通过管路114进入分离器90。在分离器90中，将流出物流分为含氢气流和含有重整产品的液流，通过管路18排出含氢气流，通过管路116排出重整产品液流。富氢气流的一部分流过管路16，与加入本工艺的直馏石脑油结合，并循环到普通反应容器100(如前所述)。气流的另一部分通过管路118送入传统的产品分离装置(在图中没有表示)以回收富氢气流。所述的富氢气流指的是含有氢的量至少50摩尔％的气流。重整产品流通过管路116送入传统的产品分离装置(在图中也没有表示)以回收高辛烷值产品，例如，具有研究法净辛烷额定值为约95的重整产品。

应指出，虽然附图中的每个反应区是由催化剂床、外侧网屏、和内侧网屏组成。在本发明范围内的反应区包括两个或多个反应容器，每个反应容器带有催化剂床、外侧网屏和内侧网屏。这样，一个反应区可含有一个以上的反应容器。因此，旁路绕过一个反应区的物流可旁路绕过一个以上的反应容器。例如，在含有两个反应区的工艺，其中具有包括两个串流反应容器的第一反应区和包括一个反应容器的第二反应区，是属于本发明的范围。在这个实施例中，流过第一反应区的进料物流部分，串流通过第一反应区的两个反应容器。因此，第一反应区的第二反应容器的流出物流是第一反应区的流出物流。那么，按照本发明，第一反应区的流出物的一部分旁路绕过第二反应区，而第一反应区的流出物的剩余部分与旁路绕过第一反应区的进料物流部分相结合。关于含有单个反应区的反应容器的数量，本实施例不限制本发明的范围。

虽然在图中，总烃物流分流或旁路绕过每个反应区的量是10质量％，但是，可以认为，如果旁路绕过的量在总烃物流的0.1-99.9质量％之间也可实现本发明。也可认为，出于工艺方法的经济方面的考虑以及旁路转化量的不可避免的损失，优选在1-50质量％，最优选5-30质量％。

Claims (7)

1.一种烃转化方法，包括：

a)将含烃进料物流的第一部分输送入第一反应区，烃在所述的第一反应区进行反应，并从所述的第一反应区排出含烃的第一流出物流；

b)将所述的进料物流的第二部分和所述的第一流出物流的第一部分输送入第二反应区，烃在所述的第二反应区进行反应，并从所述的第二反应区排出含烃的第二流出物流；和

c)回收含有所述的第一流出物流的第二部分和至少一部分所述的第二流出物流的产品流。

2.按照权利要求1的烃转化方法，其特征还在于，将步骤c)回收的产品流输送入第三反应区，烃在所述的第三反应区进行反应，并从所述的第三反应区排出含烃的第三流出物流。

3.按照权利要求2所述的烃转化方法，其特征还在于，将所述的第二流出物流的第二部分和至少一部分所述的第三流出物流送入第四反应区，烃在所述的第四反应区进行反应，并从所述的第四反应区回收含烃的第四流出物流。

4.按照权利要求2所述的方法，其中所述的第二流出物流的第二部分和所述的第三流出物流是作为所述方法的产品而回收的。

5.按照权利要求1、2或3所述的方法，其中所述的进料物流的第二部分含有所述进料物流的至少5-30质量％。

6.按照权利要求1，2或3所述的方法，其中所述第一流出物流的第二部分含有所述的第一流出物流的至少5-30质量％。

7.按照权利要求1，2或3所述的方法，其中烃转化方法选自重整、烷基化、脱烷基化、氢化、加氢处理、脱氢化、异构化、脱氢异构化、脱氢环化、裂化和加氢裂化。

Images