KR101371913B1 - 연속식 액체상 수소화처리 방법 - Google Patents

연속식 액체상 수소화처리 방법 Download PDF

Info

Publication number
KR101371913B1
KR101371913B1 KR1020077024344A KR20077024344A KR101371913B1 KR 101371913 B1 KR101371913 B1 KR 101371913B1 KR 1020077024344 A KR1020077024344 A KR 1020077024344A KR 20077024344 A KR20077024344 A KR 20077024344A KR 101371913 B1 KR101371913 B1 KR 101371913B1
Authority
KR
South Korea
Prior art keywords
reactor
hydrogen
delete delete
feed
gas
Prior art date
Application number
KR1020077024344A
Other languages
English (en)
Other versions
KR20070116263A (ko
Inventor
마이클 디. 액커슨
마이클 바이아스
Original Assignee
이 아이 듀폰 디 네모아 앤드 캄파니
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 이 아이 듀폰 디 네모아 앤드 캄파니 filed Critical 이 아이 듀폰 디 네모아 앤드 캄파니
Publication of KR20070116263A publication Critical patent/KR20070116263A/ko
Application granted granted Critical
Publication of KR101371913B1 publication Critical patent/KR101371913B1/ko

Links

Images

Classifications

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

Landscapes

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

Abstract

본 발명은 촉매를 통해 수소 기체를 순환시킬 필요가 없는 연속식 액체상 수소화처리 공정, 장치 및 공정 제어 시스템에 관한 것이다. 수소 용해도가 오일 공급물에 비해 높은 용매 또는 희석제의 존재 하에서 수소와 피처리 오일을 혼합 및/또는 플래싱시킴으로써, 수소화처리 반응에서 요구되는 모든 수소가 용액 중에 있도록 할 수 있다. 이어서 오일/희석제/수소 용액을, 오일과 수소가 반응하는 장소인 촉매로써 채워진 플러그 유동 반응기에 공급할 수 있다. 추가의 수소가 요구되지 않으므로, 큰 살수층 반응기가 훨씬 더 작은 관형 반응기에 의해 대체될 수 있다. 반응기에 첨가되는 수소의 양을 사용하여 반응기 내의 액체의 높이 또는 반응기 내의 압력을 제어할 수 있다.
Figure R1020077024344
수소화처리, 공정 제어, 연속식 액체상 반응기, 희석제

Description

연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치{CONTROL SYSTEM METHOD AND APPARATUS FOR CONTINUOUS LIQUID PHASE HYDROPROCESSING}
본 발명은 반응물을 주로 액체 상태에 존재하게 하고 촉매를 통해 수소를 순환시킬 필요가 더 이상 없는 수소화처리 공정을 위한 공정, 장치 및 방법에 관한 것이다. 관련 종래 기술을 미국 클래스(Class) 208, 서브클래스(subclass) 58, 59, 60, 79, 209 및 213에서 찾을 수 있다. 추가의 관련 기술을 미국 클래스 137, 서브클래스 171, 202 및 392, 뿐만 아니라 기타 클래스 및 서브클래스에서 찾을 수 있다.
본 발명은 촉매를 통해 수소 기체를 순환시킬 필요가 없는 연속식 액체상 수소화처리 공정, 장치 및 공정 제어 시스템에 관한 것이다. 이를, 수소 용해도가 오일 공급물에 비해 높은 용매 또는 희석제의 존재 하에서 수소와 피처리 오일을 혼합 및/또는 플래싱시킴으로써 수행한다. 본 발명은 수소화분해(hydrocracking), 수소화이성질체화(hydroisomerization) 및 수소화탈금속화(hydrodemetalization)에 관한 것이기도 하다.
수소화개질(hydrotreating), 수소화후처리(hydrofinishing), 수소화정련(hydrorefininig) 및 수소화분해를 포함하는 수소화처리에서는, 황, 질소, 산소, 금속 또는 기타 오염물을 포화 또는 제거할 목적으로, 또는 분자량을 감소시킬 목적으로(분해), 수소를 석유 분획, 증류물, 잔사 또는 기타 화학물질과 반응시키기 위한 촉매가 사용된다. 요망되는 반응을 수행하는데 필요한 활성을 제공하기 위해서는 특수한 표면 성질을 갖는 촉매가 요구된다.
통상적인 수소화처리에서는, 수소를 증기상으로부터, 수소가 촉매의 표면에서 석유 분자와 반응하는 상태인 액체상으로 전달시킬 필요가 있다. 이를, 매우 다량의 수소 기체 및 오일을 촉매층을 통해 순환시킴으로써 수행한다. 오일 및 수소가 촉매층을 통해 유동하고 수소는 촉매 상에 분포된 오일의 박막에 흡수된다. 요구되는 수소의 양은 액체의 1000 내지 5000 SCF/bbl 정도로 많을 수 있기 때문에, 반응기는 매우 크고, 가혹한 조건, 즉 수백 psi 내지 5000 psi, 및 약 400 내지 900 ℉의 온도에서 가동될 수 있다.
반응기 내부의 온도를 통상적인 시스템에서는 제어하기가 어렵다. 반응기 내의 오일 및 수소 공급물의 온도를 제어할 수 있지만, 일단 공급물이 반응기 내부로 들어가면, 오일/수소 혼합물의 온도를 상승시키거나 저하시킬 수 있는 조절 수단이 시스템에는 존재하지 않는다. 반응기 온도의 임의의 변경을 외부 수단을 사용하여 수행해야 한다. 그 결과, 통상적인 시스템에서는, 반응기가 너무 뜨거워지면, 종종 차가운 수소를 반응기 내로 주입한다. 반응기의 이러한 냉각 방법은 비용이 많이 들고 잠재적으로 안전상 위험하다.
반응기 온도를 제어하는 것은 통상적인 시스템에서 종종 어려운 일이지만, 수소화처리 시스템의 압력을 제어하는 것은 훨씬 더 쉬운 일이다. 압력 제어 시스 템을 사용하여, 시스템의 압력을 모니터링하고, 압력이 너무 높아지면 밸브를 통해 압력을 방출시키고, 압력이 너무 낮아지면 시스템의 압력을 증가시킨다. 압력 제어 시스템을 사용해서는 단일 수소화처리 반응기 상의 압력을 제어할 수 없지만, 이것은 매우 중요하지는 않고, 그 대신 압력은 개별 반응기가 아니라 전체 시스템 상에서 유지된다.
수소화처리에서 가장 큰 문제점들 중 하나는 촉매 코킹이다. 코킹은 가용 수소의 양이 불충분한 환경에서 탄화수소 분자가 너무 뜨거워질 때 일어난다. 분자는 탄소질 잔사인 코크를 형성할 때까지 분해된다. 분해는 촉매 표면 상에서 일어나서 코크 형성 및 촉매의 불활성화를 초래할 수 있다.
통상적인 처리 시스템이, "짧은 체류시간 수소 공여체 희석제 분해 공정(SHORT RESIDENCE TIME HYDROGEN DONOR DILUENT CRACKING PROCESS)"을 개시하는, 1987년 10월 6일자로 맥코나기 주니어(McConaghy, Jr.)에게 허여된 미국특허 제 4,698,147 호에 개시되어 있다. 맥코나기의 '147에서는 유입 유동물과 공여체 희석제가 혼합됨으로써 수소가 분해 공정에 공급된다. 분해 공정 후에는, 혼합물이 생성물과 소모된 희석제로 분리되고, 소모된 희석제는 부분 수소화에 의해 재생되고 분해 단계를 위해 유입 유동물로 복귀한다. 맥코나기의 '147은 분해에 필요한 수소를 방출시키기 위해서 공정 동안에 공여체 희석제의 화학적 본성을 상당히 변화시킨다는 것을 주목하도록 한다. 또한, 맥코나기의 '147 공정은 코일 코킹으로 인한 상부 온도 억제, 및 가벼운 기체 생성의 증가에 의해 제한되고, 이는 공정의 최대 분해 온도에 경제적으로 제한을 가한다.
1989년 8월 15일자로 쿠보(Kubo) 등에 허여된 미국특허 제 4,857,168 호는 "무거운 분획 오일의 수소화분해 방법(METHOD FOR HYDROCRACKING HEAVY FRACTION OIL)"을 개시한다. 쿠보의 '168에서는 촉매-촉진된 분해 공정을 위해 수소를 공급하는데에 공여체 희석제와 수소 기체 둘 다를 사용한다. 쿠보의 '168은, 무거운 분획 오일, 공여체 용매, 수소 기체 및 촉매를 적당하게 공급하면 촉매 상에서의 코크의 형성이 제한되고 코크 형성이 실질적으로 또는 완전히 없어질 수 있다는 것을 개시한다. 쿠보의 '168은 촉매를 함유하는 분해 반응기 및 촉매를 함유하는 별도의 수소화 반응기를 필요로 한다. 쿠보의 '168도 반응 공정에서 수소를 공급하기 위한 공여체 희석제의 분해에 의존한다.
1992년 11월 17일자로 하우톤(Houghton)에게 허여된 미국특허 제 5,164,074 호는 수소화탈황 공정과 재형성 공정의 조합에서 압력을 제어하기 위한 "수소화탈황 압력 제어(HYDRODESULFURIZATION PRESSURE CONTROL)" 장치를 보여주는데, 여기서는 재형성 공정으로부터 나온 임의의 수소가 그의 배기 밸브를 통해 배기되기 전에 탈황에 사용될 수 있는 수소가 최대한으로 활용되는 것을 보장하는 방식으로, 재형성 공정을 위한 배기 제어 밸브를 조화롭게 조작함으로써, 재형성 공정으로부터 나온 수소-풍부 기체 공급원의 압력을 조절한다.
1988년 8월 2일자로 스태시(Steacy)에게 허여된 미국특허 제 4,761,513 호는 "방향족 알킬화 공정을 위한 온도 제어 장치(TEMPERATURE CONTROL FOR AROMATIC ALKYLATION PROCESS)"를 보여준다. 이러한 온도 제어 장치는, 반응기 내의 순차적인 반응 대역들 사이로 도입되는 급냉 매체로서 메틸화제를 사용하는 급냉 시스템 이다. 증기상과 액체상 메탄올의 구성비율을 조절하여 메틸화제의 엔탈피를 제어하고, 메틸화제의 액체 성분을 증발시킴으로써 온도를 감소시킨다.
발명의 요약
본 발명에 따라, 촉매를 통해 수소 기체를 순환시킬 필요가 없는 공정이 개발되었다. 이를, 수소가 용액 중에 있도록, 일정 압력 환경에서, 수소 용해도가 오일 공급물에 비해 "높은" 용매 또는 희석제의 존재 하에서 수소와 피처리 오일을 혼합 및/또는 플래싱시킴으로써 수행한다.
반응기 조건 뿐만 아니라, 첨가되는 희석제의 유형 및 양을, 수소화처리 반응에 요구되는 모든 수소가 용액 중에 있도록, 설정할 수 있다. 이어서 오일/희석제/수소 용액을 반응기, 예를 들면 오일과 수소가 반응하는 장소인 촉매로 채워진 플러그 유동 또는 관형 반응기에 공급할 수 있다. 추가의 수소가 요구되지 않으므로, 수소 재순환이 회피되고, 반응기의 살수층 가동이 회피된다. 따라서, 큰 살수층 반응기가 훨씬 더 작은 반응기로 대체될 수 있다(도 1, 2 및 3 참조). 연속식 액체상 반응기는 반응기 온도를 보다 잘 제어하고, 촉매 코킹을 사실상 없애고, 경질분 탄화수소(light end hydrocarbon)의 생성을 감소시키고, 시스템을 보다 안전하게 만들 수 있다.
본 발명은 또한 수소화분해, 수소화이성질체화, 수소화탈금속화 등에 관한 것이다. 전술된 바와 같이, 수소가 용액 중에 있도록, 수소 기체는 공급 원료 및 희석제, 예를 들면 재순환된 수소화분해물, 이성질체화물 또는 재순환된 탈금속화물과 함께 혼합 및/또는 플래싱된 후에, 이러한 혼합물이 촉매를 통과한다.
본 발명의 원칙상의 목적은, 개선된 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 및/또는 장치를 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은 개선된 수소화분해, 수소화이성질체화, 피셔-트롭시(Fischer-Tropsch) 및/또는 수소화탈금속화 공정을 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 또는 장치에서 반응기를 위한 제어 방법을 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 및/또는 장치를 제어하기 위한 개선된 장치를 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 또는 장치에서 반응기를 위한 액체 높이 제어 방법을 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 또는 장치를 위한 반응기 내부의 증기상의 압력 제어 방법을 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은, 액체가 반응기 상단부 또는 반응기 하단부로부터 반응기 내로 유동할 수 있는, 개선된 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 및/또는 장치를 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은, 시스템의 디자인이 단일 반응기, 다중 반응기 및/또는 다중층 반응기일 수 있는, 개선된 연속식 액체상 수소화처리 시스템, 공정, 방법 및/또는 장치를 제공하는 것이다.
본 발명의 또다른 목적은, 과량의 기체를 반응기의 상단부로부터 직접 일정 속도로 배기시킴으로써, 연속식 액체상 수소화처리 시스템에서 경질분 탄화수소를 감소시키는 방법을 제공하는 것이다.
도 1은 디젤 수소화개질기의 공정 흐름도이다.
도 2는 잔유 수소화개질기의 공정 흐름도이다.
도 3은 수소화처리 시스템의 공정 흐름도이다.
도 4는 다단계 반응기 시스템의 공정 흐름도이다.
도 5는 1200 BPSD 수소화처리 장치의 공정 흐름도이다.
도 6은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는 하향 유동 반응기 시스템의 도면이다.
도 7은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는 하향 유동 반응기 시스템의 도면이다.
도 8은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는 상향 유동 반응기 시스템의 도면이다.
도 9는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는 상향 유동 반응기 시스템의 도면이다.
도 10은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는 하향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다.
도 11은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는 하향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다.
도 12는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는 상향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다.
도 13은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는 상향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다.
도 14는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 2개의 촉매층을 함유하는 하향 유동 단일 반응기 시스템의 도면이다.
도 15는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 2개의 촉매층을 함유하는 하향 유동 단일 반응기 시스템의 도면이다.
도 16은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 2개의 촉매층을 함유하는 상향 유동 단일 반응기 시스템의 도면이다.
도 17은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 2개의 촉매층을 함유하는 상향 유동 단일 반응기 시스템의 도면이다.
도 18은 연속식 액체상 수소화처리 공정에서 사용되기 위한, 액체 높이 제어기를 갖는 단일층 하향 유동 반응기의 도면이다.
도 19는 연속식 액체상 수소화처리 공정에서 사용되기 위한, 2개의 압력 제어기를 갖는 다중층 상향 유동 반응기의 도면이다.
본 발명의 발명자들은 촉매를 통해 수소 기체를 순환시키거나 별도의 수소상을 가질 필요가 없는 공정을 개발하였다. 이를, 수소가 용액 중에 있도록, 일정 압력 환경에서, 비교적 높은 수소 용해도를 갖는 용매 또는 희석제의 존재 하에서 수소와 피처리 오일을 혼합 및/또는 플래싱시킴으로써 수행한다. 수소에 대해 최대 용량의 오일/희석제 용액이 활용되도록, 과량의 수소를 오일/희석제 용액 내로 혼합 및/또는 플래싱한다. 오일/희석제 용액에 용해될 수 있는 과량의 수소는 증기상 내에 남아있다.
반응기 조건 뿐만 아니라, 첨가되는 희석제의 유형 및 양을, 수소화처리 반응에 요구되는 모든 수소가 용액 중에 있도록, 설정할 수 있다. 이어서 오일/희석제/수소 용액을 반응기, 예를 들면 오일과 수소가 반응하는 장소인 촉매로 채워진 플러그 유동 또는 관형 또는 기타 반응기에 공급할 수 있다. 추가의 수소가 요구되지 않으므로, 수소 재순환이 회피되고, 반응기의 살수층 가동이 회피된다(도 1, 2 및 3 참조). 따라서, 큰 살수층 반응기가 훨씬 더 작거나 단순한 반응기에 의해 대체될 수 있다(도 18 참조).
훨씬 더 작거나 단순한 반응기를 사용하는 외에도, 수소 재순환 압축기를 사용하지 않아도 된다. 반응에 요구되는 모든 수소가 반응기 앞의 용액 중에 존재할 수 있기 때문에, 수소 기체를 반응기 내에서 순환시킬 필요가 없고 재순환 압축기가 필요없다. 재순환 압축기를 사용할 필요가 없고, 예를 들면 플러그 유동 또는 관형 반응기를 사용하기 때문에, 수소화개질 공정의 자본 비용이 크게 감소한다.
본 발명의 반응기를, 생성물 및 주어진 특정 공급물에 요구되는 사양에 맞추어 디자인 및 개수를 변경시킬 수 있다. 특정하게 오염된 공급물로부터 요망되는 생성물 사양을 달성하기 위해서, 추가의 반응기를 첨가할 필요가 있을 수 있다. 다중 반응기가 요구되는 경우에서 조차도, 본 발명의 반응기가 통상적인 반응기보다 바람직한데, 왜냐하면 본 발명의 반응기는 통상적인 시스템에 비교할 때 크기가 보다 작고 디자인이 보다 단순하여 자본 비용을 감소시키기 때문이다. 다중층 반응기를 사용하는 외에도, 다중 촉매층을 단일 반응기 용기 내에 수용할 수도 있다. 다중층 반응기를 제작하는 경우(도 19 참조), 다중 촉매층을 수용하는 단일 반응기 용기를 사용함으로써, 자본 비용을 추가로 감소시킨다. 촉매층들은 동일한 촉매 유형들을 함유할 수 있거나, 생성물 사양 목표를 보다 효율적으로 달성하기 위해서 상이한 촉매 유형들을 함유할 수 있다.
수소화처리에서 일어나는 대부분의 반응은 매우 발열성이고, 그 결과 상당량의 열이 반응기 내에서 발생한다. 반응기의 온도를, 재순환 스트림을 사용하여, 제어할 수 있다. 제어된 부피의 반응기 유출물을, 필요하다면 재가열기를 사용하여, 다시 반응기의 앞으로 재순환시킬 수 있고, 신선한 공급물 및 수소와 블렌딩할 수 있다. 재순환 스트림은 촉매 상에서의 공급물과 수소의 반응에 의해 형성된 열을 흡수하고, 반응기를 통한 온도 상승을 감소시킨다. 반응기 온도를, 필요하다면 예열기를 사용하여 신선한 공급물 온도 및 재순환량을 제어함으로써, 제어할 수 있다. 또한, 재순환 스트림은 이미 반응한 분자를 함유하기 때문에, 이것은 불활성 희석제로서도 작용한다. 본 발명은 액체의 박막만이 촉매 상에 분포하는 통상적인 살수층 반응기와는 대조적으로, 연속식 액체상 반응기를 사용함으로써, 반응기의 온도를 추가로 조절한다. 연속식 액체상 반응기의 이점은, 액체는 일반적으로 기체보다 더 높은 열용량을 갖는다는 점이다. 주어진 분자의 열용량이 클수록, 분자가 온도 자체를 최소한으로 증가시키면서 그의 주변으로부터 열을 흡수하는 능력은 크다. 연속식 액체상 반응기는 반응기로부터 과량의 열을 흡수하여 전체 온도를 평형시키는 방열기로서 작용한다. 연속식 액체상 반응기가 사용되는 경우, 공정은 훨씬 더 등온성에 가깝게 되어, 반응기 입구와 반응기 출구 사이의 전형적인 온도차 40 내지 60 ℉(22 내지 33 ℃)를 약 10 ℉(5.5 ℃)로 감소시킨다. 반응기 입구 온도와 반응기 출구 온도 사이의 온도차를 감소시키는 외에도, 연속식 액체상 반응기는 촉매층 내에서 생기는 핫 스팟(hot spot)의 문제를 크게 감소시키기도 한다.
수소화처리에서 본 발명을 사용하면, 분해 반응이 일어날 때, 코킹을 회피할 정도로 충분한 수소가 용액 중에 항상 존재하기 때문에, 코킹이 거의 없어질 수 있다. 이로써 촉매 수명이 훨씬 더 길어질 수 있고 가동 및 유지 비용이 감소할 수 있다.
수소화처리에서 발견되는 또다른 문제점은 경질분 탄화수소 기체의 생성이다. 주로 메탄인 이러한 분자는, 많은 양으로 존재하는 경우 추가의 비용이 투입되면서 회수되어야 하는 바람직하지 못한 생성물이다. 이러한 경질분 생성물은 반응 온도가 상승함에 따라 점점 많이 생긴다. 경질분 생성물의 문제점은, 온도가 반응기의 설정 온도보다 현저하게 상승하는 영역인 핫 스팟을 생성하는 반응기의 경향에 의해, 더욱 심해진다. 이러한 문제점을 없애기 위해, 통상적인 수소화처리 시스템은 반응기 도처에 위치한 급냉 박스를 사용한다. 급냉 박스는 반응기 내부의 온도를 저하시키기 위해서 차가운 수소를 반응기에 주입하는 역할을 한다. 반응기를 냉각시키기에 수소는 값비싼 선택일 뿐만 아니라, 이것은 안전상 위험을 줄 수 있다. 급냉 박스의 디자인, 및 이것이 수소를 반응기 내로 도입시키는 방식을 제어하는 방법은 대단히 중요한데, 왜냐하면 한 가지의 오류가 전체 시스템의 제어 손실을 초래할 수 있기 때문이다. 폭발을 초래할 가능성이 있는 런어웨이(runaway) 반응이 개시될 수도 있다. 수소화처리에서 본 발명을 사용하는 경우, 등온성에 가까운 반응기 환경을 형성하는 방열기로서도 작용하는 연속식 액체상 반응기를 사용함을 통해, 분해가 종종 10배의 감소율로 크게 감소된다. 이러한 거의 등온성인 환경으로 인해, 차가운 수소 급냉 박스가 필요없게 되고, 공정에 요구되는 수소의 자본 비용이 감소하고, 시스템의 안전성이 증가한다.
연속식 액체상 반응기가 도입되는 경우, 반응기, 및 따라서 시스템이 등온성에 가깝게 유지되도록 하는 방열기 내의 액체의 온도를 제어할 필요가 없다. 재순환 유체의 양 및 신선한 공급물의 온도를 제어함으로써, 수소 급냉 박스 없이도, 반응기 내의 액체의 온도를 제어하고 방열기를 유지할 수 있다.
연속식 액체상 반응기의 도입과 함께 제기되는 또다른 쟁점은 액체의 양을 제어하기 위한 공정의 필요성이다. 이는 두 가지 방법 중에서 하나에 의해 달성된다. 우선, 반응기 내의 액체를 특정한 높이로 유지함으로써, 반응기 내의 액체의 양을 제어할 수 있다(도 6, 8, 10, 12, 14 및 16 참조). 이러한 공정에서는, 유지되어야 하는, 반응기 내의 특정한 액체 높이 범위가 존재한다. 액체의 높이가 너무 높아지면, 반응기 내로 유입되는 오일/희석제/수소 혼합물 내의 수소의 양을 증가시킴으로써 액체 높이를 낮출 것이다. 액체의 높이가 너무 낮아지면, 반응기 내로 유입되는 오일/희석제/수소 혼합물 내의 수소의 양을 감소시켜 반응기에 보다 많은 액체가 유입되도록 할 것이다. 두번째의 제어 공정에서는, 반응기 내부의 기체의 압력을 유지함으로써, 반응기 내의 액체의 양을 제어할 수 있다(도 7, 9, 11, 13, 15 및 17 참조). 반응기 내의 과량의 수소 및 경질분 탄화수소 기체는 특정한 압력에서 유지된다. 이러한 기체의 압력이 너무 높아지면, 반응기 내로 도입되는 오일/희석제/수소 혼합물 내 수소의 양을 감소시켜 최적 압력을 달성할 것이다. 압력이 너무 낮아지면, 오일/희석제/수소 혼합물 내의 수소의 양을 증가시킬 것이다. 다중 반응기 또는 다중층 반응기가 사용되는 수소화처리 시스템에서, 반응기 내의 액체의 양, 또는 다중층 반응기의 경우, 촉매층을 둘러싸는 액체의 양을, 다중 액체 높이 제어 또는 반응기의 상부 내의 기체의 다중 증기압 제어의 단독적 사용을 통해 제어할 수 있거나, 두 가지 제어 방법을 다양한 조합으로 동일한 시스템 내에서 조합할 수 있다.
본 발명은, 과량의 기체가 반응기로부터 직접 배기될 수 있다는 점에서 통상적인 기술과는 상이하다. 통상적인 수소화개질에서, 기체를 반응기로부터 직접배기시키는 것은 불가능한데, 왜냐하면 수소 기체가 반응기를 통해 순환되어야 하기 때문이다. 기체가 통상적인 반응기로부터 직접 배기된다면, 다량의 수소가 손실되거나 비효율적으로 사용될 것이다. 본 발명은 연속식 액체상 반응기를 사용하기 때문에, 수소를 반응기를 통해 순환시킬 필요가 없고, 따라서 반응기 내의 유일한 기체는 과량의 수소 및 경질분 탄화수소 기체이다. 과량의 기체가 반응기로부터 직접 배기되면, 배기체 유속 또는 시스템으로의 수소의 첨가 또는 시스템으로부터 수소의 배출에 변경이 가해진 후 시스템이 적응하는데 요구되는 시간이 최소화됨으로써, 시스템의 보다 효율적인 제어가 가능하게 된다.
도 1은 전체적으로 숫자 10으로 표시되는 디젤 수소화개질기를 위한 공정 흐름도를 보여준다. 신선한 공급 원료(12)는 공급물 충전 펌프(14)에 의해 혼합 영역(18)으로 펌핑된다. 이어서 신선한 공급 원료(12)는 수소(15) 및 수소화개질된 공급물(16)과 혼합되어 신선한 공급물 혼합물(20)을 형성한다. 이어서 혼합물(20)은 분리기(22)에서 분리되어 제 1 분리기 폐기체(24)와 분리된 혼합물(30)을 형성한다. 분리된 혼합물(30)은 반응기(34)에서 촉매(32)와 혼합되어 반응된 혼합물(40)을 형성한다. 반응된 혼합물(40)은 두 가지의 생성물 유동물인 재순환 유동물(42)과 연속적 유동물(50)로 분할된다. 재순환 유동물은 재순환 펌프(44)에 의해 펌핑되어 수소화개질된 공급물(16)이 되며, 이것은 신선한 공급물(12) 및 수소(15)와 혼합된다.
연속적 유동물(50)은 분리기(52) 내로 유동하고, 여기서 제 2 분리기 폐기체(54)가 제거됨으로써, 반응되고 분리된 유동물(60)이 생긴다. 이어서 반응되고 분리된 유동물(60)은 플래셔(62) 내로 유동하여, 플래셔 폐기체(64) 및 반응되고 분리되고 플래싱된 유동물(70)을 형성한다. 이어서 반응되고 분리되고 플래싱된 유동물(70)은 스트리퍼(72) 내로 펌핑되고, 여기서 스트리퍼 폐기체(74)가 제거됨으로써, 유출 생성물(80)이 형성된다.
도 2는 전체적으로 숫자 100으로 표시되는 잔유 수소화개질기를 위한 공정 흐름도를 보여준다. 신선한 공급 원료(110)는 혼합 영역(114)에서 용매(112)와 혼합되고, 혼합된 용매-공급물 충전 펌프(122)에 의해 혼합 영역(124)로 들어간다. 이어서 혼합된 용매-공급물(120)은 수소(126) 및 수소화개질된 공급물(128)과 혼합되어 수소-용매-공급물 혼합물(130)을 형성한다. 이어서 수소-용매-공급물 혼합물(130)은 제 1 분리기(132)에서 분리되어 제 1 분리기 폐기체(134)와 분리된 혼합물(140)을 형성한다. 분리된 혼합물(140)은 반응기(144)에서 촉매(142)와 혼합되어 반응된 혼합물(150)을 형성한다. 반응된 혼합물(150)은 두 가지의 생성물 유동물인 재순환 유동물(152)과 연속적 유동물(160)로 분할된다. 재순환 유동물(152)은 재순환 펌프(154)에 의해 펌핑되어 수소화개질된 공급물(128)이 되며, 이것은 용매-공급물(120) 및 수소(126)와 혼합된다.
연속적 유동물(160)은 제 2 분리기(162) 내로 유동하고, 여기서 제 2 분리기 폐기체(164)가 제거됨으로써, 반응되고 분리된 유동물(170)이 생긴다. 이어서 반응되고 분리된 유동물(170)은 플래셔(172) 내로 유동하여, 플래셔 폐기체(174) 및 반응되고 분리되고 플래싱된 유동물(180)을 형성한다. 이어서 플래셔 폐기체(174)는 응축기(176)에 의해 냉각됨으로써 용매(112)를 형성하고, 이것은 유입되는 신선한 공급물(110)과 혼합된다.
이어서 반응되고 분리되고 플래싱된 유동물(180)은 스트리퍼(182)로 유동하고, 여기서 스트리퍼 폐기체(184)가 제거됨으로써, 유출 생성물(190)이 형성된다.
도 3은 전체적으로 숫자 200으로 표시되는 수소화처리 장치를 위한 공정 흐름도를 보여준다.
신선한 공급 원료(202)는 제 1 혼합 영역(206)에서 제 1 희석제(204)와 혼합됨으로써 제 1 희석제-공급물(208)을 형성한다. 이어서 제 1 희석제-공급물(208)은 제 2 혼합 영역(212)에서 제 2 희석제(210)와 혼합되어 제 2 희석제-공급물(214)을 형성한다. 이어서 제 2 희석제-공급물(214)은 희석제-공급물 충전 펌프(216)에 의해 제 3 혼합 영역(218)으로 펌핑된다.
수소(220)가 수소 압축기(222) 내로 유입됨으로써, 압축된 수소(224)를 형성한다. 압축된 수소(224)는 제 3 혼합 영역(218)으로 유동한다.
제 2 희석제-공급물(214)과 압축된 수소(224)는 제 3 혼합 영역(218)에서 혼합됨으로써 수소-희석제-공급물 혼합물(226)을 형성한다. 이어서 수소-희석제-공급물 혼합물(226)은, 제 3 분리기 배출물(230)을 사용하여 혼합물(226)을 가온시키는 공급물-생성물 교환기(228)를 통해 유동함으로써, 제 1 교환기 유동물(232)을 형성한다. 제 1 교환기 유동물(232)과 제 1 재순환 유동물(234)은 제 4 혼합 영역(236)에서 혼합됨으로써, 제 1 재순환 공급물(238)을 형성한다.
이어서 제 1 재순환 공급물(238)은, 교환된 제 1 정류기 교환된 배출물(242)을 사용함으로써 혼합물(238)을 가온시키는 제 1 공급물-생성물 교환기(240)를 통해 유동함으로써, 제 2 교환기 유동물(244)을 형성한다. 제 2 교환기 유동물(244)과 제 2 재순환 유동물(246)은 제 5 혼합 영역(248)에서 혼합됨으로써, 제 2 재순환 공급물(250)을 형성한다.
이어서 제 2 재순환 공급물(250)이 공급물-재순환 혼합기(252)에서 혼합됨으로써 공급물-재순환 혼합물(254)을 형성한다. 이어서 공급물-재순환 혼합물(254)은 반응기 입구 분리기(256) 내로 유동한다.
공급물-재순환 혼합물(254)은 반응기 입구 분리기(256)에서 분리되어, 반응기 입구 분리기 폐기체(258) 및 입구 분리된 혼합물(260)을 형성한다. 반응기 입구 분리기 폐기체(258)는 플레어링되거나 달리 본 발명의 시스템(200)으로부터 제거된다.
입구 분리된 혼합물(260)은 반응기(264)에서 촉매(262)와 혼합됨으로써 반응된 혼합물(266)을 형성한다. 반응된 혼합물(266)은 반응기 출구 분리기(268) 내로 유동한다.
반응된 혼합물(266)은 반응기 출구 분리기(268)에서 분리됨으로써 반응기 출구 분리기 폐기체(270) 및 출구 분리된 혼합물(272)을 형성한다. 반응기 출구 분리기 폐기체(270)는 반응기 출구 분리기(268)로부터 유동한 후 플레어링되거나 달리 본 발명의 시스템(200)으로부터 제거된다.
출구 분리된 혼합물(272)이 반응기 출구 분리기(268)로부터 유동하고 제 1 분할 영역(278)에서 큰 재순환 유동물(274)과 연속적인 출구 분리된 혼합물(276)로 분할된다.
큰 재순환 유동물(274)은 재순환 펌프(280)를 통해 제 2 분할 영역(282)으로 펌핑된다. 큰 재순환 유동물(274)은 혼합 영역(282)에서 제 1 재순환 유동물(234)과 제 2 재순환 유동물(246)로 분할되고 이들은 전술된 바와 같이 사용된다.
연속적 출구 분리된 혼합물(276)은 제 1 분할 영역(278)로부터 유출되어 유출물 가열기(284) 내로 유동함으로써 가열된 유출 유동물(286)이 된다.
가열된 유출 유동물(286)은 제 1 정류기(288) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 1 정류기 배출물(290)과 제 1 정류기 유동물(292)로 분할된다. 제 1 정류기 배출물(290)과 제 1 정류기 유동물(292)은 따로따로 제 2 교환기(294) 내로 유동하고, 여기서 이들의 온도차가 감소된다.
교환기는 제 1 정류기 배출물(290)을 제 1 정류기 교환된 배출물(242)로 변환시키고, 이것은 전술된 바와 같이 제 1 공급물-생성물 교환기(240)로 유동한다. 제 1 공급물-생성물 교환기(240)는 제 1 정류기 교환된 배출물(242)을 추가로 냉각시켜 제 1 이중 냉각된 배출물(296)을 형성한다.
이어서 제 1 이중 냉각된 배출물(296)은 응축기(298)에 의해 냉각됨으로써 제 1 응축된 배출물(300)이 된다. 이어서 제 1 응축된 배출물(300)은 환류 축압기(302) 내로 유동하고, 여기서 이것은 배출물(304)과 제 1 희석제(204)로 분할된다. 배출물(304)은 시스템(200)으로부터 배출된다. 제 1 희석제(204)는 제 1 혼합 영역(206)으로 유동하여 전술된 바와 같이 제 1 공급 원료(202)와 혼합된다.
교환기는 제 1 정류기 유동물(292)을 제 1 정류기 교환된 유동물(306)로 변환시키고, 이것은 제 3 분리기(308) 내로 유동한다. 제 3 분리기(308)는 제 1 정류기 교환된 유동물(306)을 제 3 분리기 배출물(230)과 제 2 정류된 유동물(310)로 분할한다.
제 3 분리기 배출물(230)은 전술된 바와 같이 교환기(228)로 유동한다. 교환기(228)는 제 3 분리기 배출물(230)을 냉각시킴으로써, 제 2 냉각된 배출물(312)을 형성한다.
이어서 제 2 냉각된 배출물(312)은 응축기(314)에 의해 냉각됨으로써 제 3 응축된 배출물(316)이 된다. 이어서 제 3 응축된 배출물(316)은 환류 축압기(318) 내로 유동하고, 여기서 이것은 환류 축압기 배출물(320)과 제 2 희석제(210)로 분할된다. 환류 축압기 배출물(320)은 시스템(200)으로부터 배출된다. 제 2 희석제(210)는 제 2 혼합 영역(212)으로 유동하여 전술된 바와 같이 시스템(200)에 재합류된다.
제 2 정류된 유동물(310)은 제 2 정류기(322) 내로 유동하고 여기서 이것은 제 3 정류기 배출물(324)과 제 1 단부 유동물(326)로 분할된다. 이어서 제 1 단부 유동물(326)은 사용 또는 추가의 처리를 위해 시스템(200)으로부터 유출된다. 제 3 정류기 배출물(324)은 응축기(328) 내로 유동하고, 여기서 이것은 냉각됨으로써 제 3 응축된 배출물(330)이 된다.
제 3 응축된 배출물(330)은 응축기(328)로부터 제 4 분리기(332) 내로 유동한다. 제 4 분리기(332)는 제 3 응축된 배출물(330)을 제 4 분리기 배출물(334)과 제 2 단부 유동물(336)로 분할한다. 제 4 분리기 배출물(334)은 시스템(200)으로부터 배출된다. 이어서 제 2 단부 유동물(336)은 사용 또는 추가의 처리를 위해 시스템(200)으로부터 유출된다.
도 4는 전체적으로 숫자 400으로 표시되는 1200 BPSD 수소화처리 장치를 위한 공정 흐름도를 보여준다.
신선한 공급 원료(401)는 20 psi(138 kPa) 및 1200 BBL/D에서 약 260 ℉(127 ℃)의 허용가능한 유입 변수를 위해 제 1 모니터링 지점(402)에서 모니터링한다. 이어서 신선한 공급 원료(401)는 제 1 혼합 영역(406)에서 희석제(404)와 혼합됨으로써 혼합된 희석제-공급물(408)을 형성한다. 이어서 혼합된 희석제-공급물(408)은 희석제-공급물 충전 펌프(410)에 의해 제 1 모니터링 오리피스(412) 및 제 1 밸브(414)를 통해 제 2 혼합 영역(416)으로 펌핑된다.
수소(420)가 100 ℉(37.8 ℃), 500 psi(3447 kPa) 및 40,000 SCF/HR(1133 ㎥/hr)의 변수에서 수소 압축기(422) 내로 유입됨으로써 압축된 수소(424)가 형성된다. 수소 압축기(422)는 수소(420)를 1500 psi(2896 내지 10,342 kPa)로 압축한다. 압축된 수소(424)는 허용가능한 유입 변수를 모니터링하는 제 2 모니터링 지점(426)을 통해 유동한다. 압축된 수소(424)는 제 2 모니터링 오리피스(428) 및 제 2 밸브(430)를 통해 제 2 혼합 영역(416)으로 유동한다.
제 1 모니터링 오리피스(412), 제 1 밸브(414) 및 피드 포워드(feed forward) 지시기 및 제어기(FFIC)(434)가, 혼합된 희석제-공급물(408)의 제 2 혼합 영역(416)으로의 유입을 제어하는 공급물 지시기 제어기(FIC)(432)에 연결된다. 마찬가지로, 제 2 모니터링 오리피스(428), 제 2 밸브(430) 및 FIC(432)가, 압축된 수소(424)의 제 2 혼합 영역(416)으로의 유입을 제어하는 FFIC(434)에 연결된다. 혼합된 희석제-공급물(408)과 압축된 수소(424)는 제 2 혼합 영역(416)에서 혼합됨으로써 수소-희석제-공급물 혼합물(440)을 형성한다. 혼합물 변수는 제 4 모니터링 지점(442)에서 모니터링되는 약 1500 psi(10,342 kPa) 및 2516 BBL/D이다. 이어서 수소-희석제-공급물 혼합물(440)은, 정류된 생성물(610)을 사용하여 수소-희석제-공급물 혼합물(440)을 가온시키는 공급물-생성물 교환기(444)를 통해 유동함으로써, 교환기 유동물(446)을 형성한다. 공급물-생성물 교환기(444)는 약 2.584 MMBTU/HR(756 kW)에서 작동한다.
교환기 유동물(446)은 제 5 모니터링 지점(448)에서 모니터링됨으로써, 교환기 유동물(446)의 변수에 대한 정보가 수집된다.
이어서 교환기 유동물(446)은, 5.0 MMBTU/HR(1456 kW)에서 교환기 유동물(446)을 가열할 수 있는 반응기 예열기(450) 내로 유입됨으로써, 예열된 유동물(452)을 형성한다. 예열된 유동물(452)은 제 6 모니터링 지점(454)에서 TIC(456)에 의해 모니터링한다.
연료 기체(458)가 제 3 밸브(460)를 통해 유동하고, 반응기 예열기(450)에 연료를 공급하는 압력 지시기 및 제어기(PIC)(462)에 의해 모니터링한다. PIC(462)는 제 3 밸브(460) 및 온도 지시기 및 제어기(TIC)(456)에 연결된다.
예열된 유동물(452)은 제 3 혼합 영역(466)에서 재순환 유동물(464)과 혼합됨으로써 예열된 재순환 유동물(468)을 형성한다. 예열된 재순환 유동물(468)은 제 7 모니터링 지점(470)에서 모니터링힌다. 이어서 예열된 재순환 유동물(468)은 공급물-재순환 혼합기(472)에서 혼합됨으로써 공급물-재순환 혼합물(474)을 형성한다. 이어서 공급물-재순환 혼합물(474)은 반응기 입구 분리기(476) 내로 유동한다. 반응기 입구 분리기(476)는 60" I.D. × 10'0" S/S(1.52 m × 3.05 m)의 변수를 갖는다.
공급물-재순환 혼합물(474)은 반응기 입구 분리기(476)에서 분리됨으로써 반응기 입구 분리기 폐기체(478) 및 입구 분리된 혼합물(480)을 형성한다. 반응기 입구 분리기 폐기체(478)는 반응기 입구 분리기(476)로부터, FI (484)에 연결된 제 3 모니터링 오리피스(482)를 통해 유동한다. 이어서 반응기 입구 분리기 폐기체(478)는 제 4 밸브(486)을 통해 제 8 모니터링 지점(488)을 지나 유동한 후, 플레어링되거나 달리 본 발명의 시스템(400)으로부터 제거된다.
액체 지시기 및 제어기(LIC)(490)가 제 4 밸브(486)와 반응기 입구 분리기(476) 둘 다에 연결된다.
입구 분리된 혼합물(480)이, 제 9 모니터링 지점(500)에서 모니터링되는 약 590 ℉(310 ℃) 및 1500 psi(10,342 kPa)의 변수를 갖고서 반응기 입구 분리기(476)로부터 유동한다.
입구 분리된 혼합물(480)은 반응기(504)에서 촉매(502)와 혼합됨으로써 반응된 혼합물(506)을 형성한다. 반응된 혼합물(506)은 처리 제어를 위해 제 10 모니터링 지점(510)에서 TIC(508)에 의해 모니터링한다. 반응된 혼합물(506)은 반응기 출구 분리기(512) 내로 유동함에 따라 605 ℉(232 ℃) 및 1450 psi(9997 kPa)의 변수를 갖는다.
반응된 혼합물(506)은 반응기 출구 분리기(512)에서 분리되어 반응기 출구 분리기 폐기체(514) 및 출구 분리된 혼합물(516)을 형성한다. 반응기 출구 분리기 폐기체(514)는 반응기 출구 분리기(512)로부터 PIC(518)를 위한 모니터(515)를 통해 유동한다. 이어서 반응기 출구 분리기 폐기체(514)는 제 11 모니터링 지점(520)을 지나 제 5 밸브(522)를 통해 유동한 후, 플레어링되거나 달리 본 발명의 시스템(400)으로부터 제거된다.
반응기 출구 분리기(512)가 제어기 LIC(524)에 연결된다. 반응기 출구 분리기(512)는 60" I.D. × 10'0" S/S(1.52 m × 3.05 m)의 변수를 갖는다.
출구 분리된 혼합물(516)은 반응기 출구 분리기(512)로부터 유동하고 제 1 분할 영역(528)에서 재순환 유동물(464)과 연속적인 출구 분리된 혼합물(526)로 분할된다.
재순환 유동물(464)은 재순환 펌프(530)를 통해 제 12 모니터링 지점(532)을 지나 제 4 모니터링 오리피스(534)로 펌핑된다. 제 4 모니터링 오리피스(534)는 TIC(508)에 연결된 FIC(536)에 연결된다. FIC(536)는 제 6 밸브(538)를 제어한다. 재순환 유동물(464)이 제 4 모니터링 오리피스(534)으로부터 유출된 후, 유동물(464)은 제 6 밸브(538)를 통해 제 3 혼합 영역(466)에서 유동하고, 여기서 이것은 전술된 바와 같이 예열된 유동물(452)과 혼합된다.
출구 분리된 혼합물(526)은 제 1 분할 영역(528)으로부터 유출되고, LIC(524)에 의해 제어되는 제 7 밸브(540)를 통해 유동한다. 이어서 출구 분리된 혼합물(526)은 제 13 모니터링 지점(542)을 지나 유출물 가열기(544)로 유동한다.
이어서 출구 분리된 혼합물(526)은, 3.0 MMBTU/HR(879 kW)에서 출구 분리된 혼합물(526)을 가열할 수 있는 유출물 가열기(544) 내로 들어감으로써, 가열된 유출 유동물(546)을 형성한다. 가열된 유출 유동물(546)은 제 14 모니터링 지점(550)에서 TIC(548)에 의해 모니터링한다. 연료 기체(552)가 제 8 밸브(554)를 통해 유동하고, 유출물 가열기(544)에 연료를 공급하는 PIC(556)에 의해 모니터링한다. PIC(556)는 제 8 밸브(554) 및 TIC(548)에 연결된다.
가열된 유출 유동물(546)은 제 14 모니터링 지점(550)으로부터 정류기(552) 내로 유동한다. 정류기(552)는 LIC(554)에 연결된다. 증기(556)가 제 20 모니터링 지점(558)을 통해 정류기(552) 내로 유동한다. 복귀 희석제 유동물(560)도 정류기(552) 내로 유동한다. 정류기(552)는 42" I.D. × 54'0" S/S(1.07 m × 16.46 m)의 변수를 갖는다.
정류기 희석제(562)는 정류기(552)로부터 TIC(564)를 위한 모니터를 지나 제 15 모니터링 지점(566)을 지나 유동한다. 이어서 정류기 희석제(562)는 정류기 오버헤드 응축기(568)를 통해 유동한다. 정류기 오버헤드 응축기(568)는 유동 CWS/R(570)을 사용하여 정류기 희석제(562)를 변경시켜 응축된 희석제(572)를 형성한다. 정류기 오버헤드 응축기(568)는 5.56 MMBTU/HR(1629 kW)의 변수를 갖는다.
이어서 응축된 희석제(572)는 정류기 환류 축압기(574) 내로 유동한다. 정류기 환류 축압기(574)는 42" I.D. × 10'0" S/S(1.07 m × 3.05 m)의 변수를 갖는다. 정류기 환류 축압기(547)는 LIC(592)에 의해 모니터링한다. 정류기 환류 축압기(574)는 응축된 희석제(572)를 세 가지의 스트림인 배출 스트림(576)과 기체 스트림(580)과 희석제 스트림(590)으로 분할한다.
배출 스트림(576)은 정류기 환류 축압기(574)로부터 모니터(578)를 지나 유동하여 시스템(400)으로부터 유출된다.
기체 스트림(580)은 정류기 환류 축압기(574)로부터 제 18 모니터링 지점(594)을 지나 펌프(596)를 통해 유동하여 펌핑된 희석제 스트림(598)을 형성한다. 이어서 펌핑된 희석제 스트림(598)은 제 2 분할 영역(600)에서 희석제(404)와 복귀 희석제 유동물(560)로 분할된다. 희석제(404)는 제 2 분할 영역(600)으로부터 제 10 밸브(602) 및 제 3 모니터링 지점(604)을 통해 유동한다. 이어서 희석제(404)는 제 3 모니터링 지점(604)으로부터 제 1 혼합 영역(406)으로 유동하고, 여기서 이것은 전술된 바와 같이 신선한 공급 원료(401)와 혼합된다.
복귀 희석제 유동물(560)은 제 2 분할 영역(600)으로부터 제 19 모니터링 지점(606)을 지나 제 11 밸브(608)를 통해 정류기(552)로 유동한다. 제 11 밸브(608)는 TIC(564)에 연결된다.
정류된 생성물(610)은 정류기(552)로부터 제 21 모니터링 지점(612)을 지나 교환기(444) 내로 유동하여 교환되고 정류된 생성물(614)을 형성한다. 이어서 교환되고 정류된 생성물(614)은 제 22 모니터링 지점(615)을 지나 생성물 펌프(616)를 통해 유동한다. 교환되고 정류된 생성물(614)은 펌프(616)로부터 제 5 모니터링 오리피스(618)를 통해 유동한다. 제 6 모니터링 오리피스(618)는 FI(620)와 연결된다. 이어서 교환되고 정류된 생성물은 제 6 모니터링 오리피스(618)로부터 제 12 밸브(622)로 유동한다. 제 12 밸브(622)는 LIC(554)에 연결된다. 이어서 교환되고 정류된 생성물(614)은 제 12 밸브(622)로부터 제 23 모니터링 지점(624)을 통해 생성물 냉각기(626) 내로 유동하고, 여기서 이것은 냉각되어 최종 생성물(632)을 형성한다. 생성물 냉각기(626)는 CWS/R(628)을 사용한다. 생성물 냉각기는 0.640 MMBTU/HR(187.5 kW)의 변수를 갖는다. 최종 생성물(632)은 냉각기(626)로부터 제 24 모니터링 지점(630)을 지나 유동하여 시스템(400)으로부터 유출된다.
도 5는 전체적으로 숫자 700으로 표시되는 다단계 수소화개질기를 위한 공정 흐름도를 보여준다. 공급물(710)은 영역(716)에서 수소(712) 및 제 1 재순환 스트림(714)과 혼합됨으로써 혼합된 공급물-수소-재순환 스트림(720)을 형성한다. 혼합된 공급물-수소-재순환 스트림(720)은 제 1 반응기(724) 내로 유동하고, 여기서 이것은 반응하여 제 1 반응기 유출 유동물(730)을 형성한다. 제 1 반응기 유출 유동물(730)은 영역(732)에서 분할되어 제 1 재순환 스트림(714) 및 제 1 연속적 반응기 유동물(740)을 형성한다. 제 1 연속적 반응기 유동물(740)은 스트리퍼(742) 내로 유동하고, 여기서 H2S, NH3 및 H2O와 같은 스트리퍼 폐기체(744)가 제거됨으로써 스트리핑된 유동물(750)이 형성된다.
이어서 스트리핑된 유동물(750)이 영역(756)에서 추가의 수소(752) 및 제 2 재순환 스트림(754)과 혼합됨으로써, 혼합된 스트리핑된-수소-재순환 스트림(760)을 형성한다. 혼합된 스트리핑된-수소-재순환 스트림(760)은 포화 반응기(764) 내로 유동하고, 여기서 이것은 반응하여 제 2 반응기 유출 유동물(770)을 형성한다. 제 2 반응기 유출 유동물(770)은 영역(772)에서 분할되어 제 2 재순환 스트림(754) 및 생성물 유출물(780)을 형성한다.
도 6은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 800으로 표시되는 하향 유동 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(802)가 제 1 오리피스(804)를 통해 제 1 분할 영역(810) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(956)은 제 2 오리피스(806) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(812)은 제 3 오리피스(808)를 통해 제 1 분할 영역(810)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(812)은 제 1 혼합기 입구(824)를 통해 혼합기(820)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(828)를 통해 혼합기(820)에 들어간 수소(832)와 혼합된다. 수소(832)의 양은 수소 밸브(830)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)는 혼합기 출구(826)를 통해 혼합기(820)으로부터 유출되고 반응기 입구(842)를 통해 반응기(840) 내로 유동한다. 반응기(840) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)는 촉매층(860)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)가 반응함에 따라, 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(845)가 용액으로부터 방출되고 반응기(840)의 상단부에 축적될 수 있다. 기체(845)가 반응기 오리피스(847)를 통해 반응기(840)로부터 제거된다. 기체(845)가 오리피스(847)를 통해 반응기(840)로부터 제거되는 속도는 배기 밸브(870)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)의 높이는 촉매층(860) 위에 위치한 높이 제어기(850)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 높이 제어기(850)가 수소 밸브(830)에게 혼합기(820)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 높이 제어기(850)가 수소 밸브(830)에게 혼합기(820)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 액체(846)는 반응기 출구(844)를 통해 반응기(840)로부터 유출된다. 반응된 액체(846)는 제 4 오리피스(942)를 통해 제 2 분할 영역(940) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(944)를 통해 제 2 분할 영역(940)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(952) 및 제 6 오리피스(946)를 통해 제 2 분할 영역(940)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(956)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(956)은 재순환 펌프(960)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(810)에서 신선한 공급물(802)과 혼합된다.
도 7은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 1000으로 표시되는 하향 유동 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(1002)가 제 1 오리피스(1004)를 통해 제 1 분할 영역(1010) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(1156)은 제 2 오리피스(1006) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1012)은 제 3 오리피스(1008)를 통해 제 1 분할 영역(1010)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1012)은 제 1 혼합기 입구(1024)를 통해 혼합기(1020)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(1028)를 통해 혼합기(1020)에 들어간 수소(1032)와 혼합된다. 수소(1032)의 양은 수소 밸브(1030)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1022)는 혼합기 출구(1026)를 통해 혼합기(1020)으로부터 유출되고 반응기 입구(1042)를 통해 반응기(1040) 내로 유동한다. 반응기(1040) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1022)는 촉매층(1060)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1022)가 반응함에 따라, 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(1045)가 용액으로부터 방출되고 반응기(1040)의 상단부에 축적될 수 있다. 기체(1045)가 반응기 오리피스(1047)를 통해 반응기(1040)로부터 제거된다. 기체(1045)가 오리피스(1047)를 통해 반응기(1040)로부터 제거되는 속도는 배기 밸브(1070)에 의해 제어된다.
과량의 수소 및 경질분 탄화수소 기체(1045)의 압력은 촉매층(1060) 위에 위치한 압력 제어기(1050)에서 모니터링한다. 기체(1045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 압력 제어기(1050)가 수소 밸브(1030)에게 혼합기(1020)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 기체(1045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 압력 제어기(1050)가 수소 밸브(1030)에게 혼합기(1020)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(1046)은 반응기 출구(1044)를 통해 반응기(1040)로부터 유출된다. 반응된 생성물(1046)은 제 4 오리피스(1142)를 통해 제 2 분할 영역(1140) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(1144)를 통해 제 2 분할 영역(1140)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(1152) 및 제 6 오리피스(1146)를 통해 제 2 분할 영역(1140)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(1156)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(1156)은 재순환 펌프(1160)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(1010)에서 신선한 공급물(1002)과 혼합된다.
도 8은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 1200으로 표시되는 상향 유동 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(1202)가 제 1 오리피스(1204)를 통해 제 1 분할 영역(1210) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(1356)은 제 2 오리피스(1206) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1212)은 제 3 오리피스(1208)를 통해 제 1 분할 영역(1210)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1212)은 제 1 혼합기 입구(1224)를 통해 혼합기(1220)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(1228)를 통해 혼합기(1220)에 들어간 수소(1232)와 혼합된다. 수소(1232)의 양은 수소 밸브(1230)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)는 혼합기 출구(1226)를 통해 혼합기(1220)로부터 유출되고 반응기 입구(1242)를 통해 반응기(1240) 내로 유동한다. 반응기(1240) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)는 촉매층(1260)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)가 반응함에 따라, 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(1245)가 용액으로부터 방출되고 반응기(1240)의 상단부에 축적될 수 있다. 기체(1245)가 반응기 오리피스(1247)를 통해 반응기(1240)로부터 제거된다. 기체(1245)가 오리피스(1247)를 통해 반응기(1240)로부터 제거되는 속도는 배기 밸브(1270)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)의 높이는 촉매층(1260) 위에 위치한 높이 제어기(1250)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 높이 제어기(1250)가 수소 밸브(1230)에게 혼합기(1220)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 높이 제어기(1250)가 수소 밸브(1230)에게 혼합기(1220)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(1246)은 반응기 출구(1244)를 통해 반응기(1240)로부터 유출된다. 반응된 생성물(1246)은 제 4 오리피스(1242)를 통해 제 2 분할 영역(1240) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(1344)를 통해 제 2 분할 영역(1340)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(1252) 및 제 6 오리피스(1346)를 통해 제 2 분할 영역(1340)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(1356)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(1356)은 재순환 펌프(1360)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(1210)에서 신선한 공급물(1202)과 혼합된다.
도 9는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 1400으로 표시되는 상향 유동 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(1402)가 제 1 오리피스(1404)를 통해 제 1 분할 영역(1410) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(1556)은 제 2 오리피스(1406) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1412)은 제 3 오리피스(1408)를 통해 제 1 분할 영역(1410)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1412)은 제 1 혼합기 입구(1424)를 통해 혼합기(1420)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(1428)를 통해 혼합기(1420)에 들어간 수소(1432)와 혼합된다. 수소(1432)의 양은 수소 밸브(1430)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1422)는 혼합기 출구(1426)를 통해 혼합기(1420)로부터 유출되고 반응기 입구(1442)를 통해 반응기(1440) 내로 유동한다. 반응기(1440) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1422)는 촉매층(1460)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1422)가 반응함에 따라, 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(1445)가 용액으로부터 방출되고 반응기(1440)의 상단부에 축적될 수 있다. 기체(1445)가 반응기 오리피스(1447)를 통해 반응기(1440)로부터 제거된다. 기체(1445)가 오리피스(1447)를 통해 반응기(1440)로부터 제거되는 속도는 배기 밸브(1470)에 의해 제어된다.
과량의 수소 및 경질분 탄화수소 기체(1445)의 압력은 촉매층(1460) 위에 위치한 압력 제어기(1450)에서 모니터링한다. 기체(1445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 압력 제어기(1450)가 수소 밸브(1430)에게 혼합기(1420)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 기체(1445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 압력 제어기(1450)가 수소 밸브(1430)에게 혼합기(1420)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(1446)은 반응기 출구(1444)를 통해 반응기(1440)로부터 유출된다. 반응된 생성물(1446)은 제 4 오리피스(1542)를 통해 제 2 분할 영역(1540) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(1544)를 통해 제 2 분할 영역(1540)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(1552) 및 제 6 오리피스(1546)를 통해 제 2 분할 영역(1540)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(1556)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(1556)은 재순환 펌프(1560)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(1410)에서 신선한 공급물(1402)과 혼합된다.
도 10은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 1800으로 표시되는 하향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(1802)가 제 1 오리피스(1804)를 통해 제 1 분할 영역(1810) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(1956)은 제 2 오리피스(1806) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1812)은 제 3 오리피스(1808)를 통해 제 1 분할 영역(1810)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(1812)은 제 1 혼합기 입구(1824)를 통해 제 1 혼합기(1820)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(1828)를 통해 제 1 혼합기(1820)에 들어간 수소(1832)와 혼합된다. 수소(1832)의 양은 제 1 수소 밸브(1830)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)는 제 1 혼합기 출구(1826)를 통해 제 1 혼합기(1820)로부터 유출되고 제 1 반응기 입구(1842)를 통해 제 1 반응기(1840) 내로 유동한다. 제 1 반응기(1840) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)는 제 1 촉매층(1860)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(1845)가 용액으로부터 방출되고 제 1 반응기(1840)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(1845)가 제 1 반응기 오리피스(1847)를 통해 제 1 반응기(1840)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(1845)가 제 1 반응기 오리피스(1847)를 통해 제 1 반응기(1840)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(1870)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)의 높이는 제 1 촉매층(1860) 위에 위치한 제 1 높이 제어기(1850)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 1 높이 제어기(1850)가 제 1 수소 밸브(1830)에게 제 1 혼합기(1820)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(1822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 1 높이 제어기(1850)가 제 1 수소 밸브(1830)에게 제 1 혼합기(1820)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(1846)은 제 1 반응기 출구(1844)를 통해 제 1 반응기(1840)로부터 유출된다. 제 1 촉매층 생성물(1846)은 제 3 혼합기 입구(1884)를 통해 제 2 혼합기(1880) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(1888)를 통해 제 2 혼합기(1880)에 들어간 수소(1892)와 혼합된다. 수소(1892)의 양은 제 2 수소 밸브(1890)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(1882)는 제 2 혼합기 출구(1886)를 통해 제 2 혼합기(1880)로부터 유출되고 제 2 반응기 입구(1902)를 통해 제 2 반응기(1900) 내로 유동한다. 제 2 반응기(1900) 내에서, 제 1 촉매층 생성물/수소(1882)는 제 2 촉매층(1920)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 생성물/수소(1882)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(1905)가 용액으로부터 방출되고 제 2 반응기(1900)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(1905)가 제 2 반응기 오리피스(1907)를 통해 제 2 반응기(1900)로부터 제거된다. 제 2 촉매층 기체(1905)가 제 2 반응기 오리피스(1907)를 통해 제 2 반응기(1900)로부터 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(1930)에 의해 제어된다.
제 1 촉매층 생성물/수소(1882)의 높이는 제 2 촉매층(1920) 위에 위치한 제 2 높이 제어기(1910)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(1882)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 2 높이 제어기(1910)가 제 2 수소 밸브(1890)에게 제 2 혼합기(1880)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 생성물/수소(1882)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 2 높이 제어기(1910)가 제 2 수소 밸브(1890)에게 제 2 혼합기(1880)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(1906)이 제 2 반응기 출구(1904)를 통해 제 2 반응기(1900)로부터 유출된다. 반응된 생성물(1906)은 제 4 오리피스(1942)를 통해 제 2 분할 영역(1940) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(1944)를 통해 제 2 분할 영역(1940)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(1952) 및 제 6 오리피스(1946)를 통해 제 2 분할 영역(1940)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(1956)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(1956)은 재순환 펌프(1960)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(1810)에서 신선한 공급물(1802)과 혼합된다.
도 11은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 2000으로 표시되는 하향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(2002)가 제 1 오리피스(2004)를 통해 제 1 분할 영역(2010) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(2156)은 제 2 오리피스(2006) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2012)은 제 3 오리피스(2008)를 통해 제 1 분할 영역(2010)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2012)은 제 1 혼합기 입구(2024)를 통해 제 1 혼합기(2020)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(2028)를 통해 제 1 혼합기(2020)에 들어간 수소(2032)와 혼합된다. 수소(2032)의 양은 제 1 수소 밸브(2030)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2022)는 제 1 혼합기 출구(2026)를 통해 제 1 혼합기(2020)로부터 유출되고 제 1 반응기 입구(2042)를 통해 제 1 반응기(2040) 내로 유동한다. 제 1 반응기(2040) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2022)는 제 1 촉매층(2060)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2022)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2045)가 용액으로부터 방출되고 제 1 반응기(2040)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(2045)가 제 1 반응기 오리피스(2047)를 통해 제 1 반응기(2040)로부터 제거된다. 기체(2045)가 제 1 반응기 오리피스(2047)를 통해 제 1 반응기(2040)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(2070)에 의해 제어된다.
과량의 제 1 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(2045)의 압력은 제 1 촉매층(2060) 위에 위치한 제 1 압력 제어기(2050)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 기체(2045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 1 압력 제어기(2050)가 제 1 수소 밸브(2030)에게 제 1 혼합기(2020)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 기체(2045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 1 압력 제어기(2050)가 제 1 수소 밸브(2030)에게 제 1 혼합기(2020)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(2046)은 제 1 반응기 출구(2044)를 통해 제 1 반응기(2040)로부터 유출된다. 제 1 촉매층 생성물(2046)은 제 3 혼합기 입구(2084)를 통해 제 2 혼합기(2080) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(2088)를 통해 제 2 혼합기(2080)에 들어간 수소(2092)와 혼합된다. 수소(2092)의 양은 제 2 수소 밸브(2090)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2082)는 제 2 혼합기 출구(2086)를 통해 제 2 혼합기(2080)로부터 유출되고 제 2 반응기 입구(2102)를 통해 제 2 반응기(2100) 내로 유동한다. 제 2 반응기(2100) 내에서, 제 1 촉매층 생성물/수소(2182)는 제 2 촉매층(2120)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2082)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2105)가 용액으로부터 방출되고 제 2 반응기(2100)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(2105)가 제 2 반응기 오리피스(2107)를 통해 제 2 반응기(2100)로부터 제거된다. 제 2 촉매층 기체(2105)가 제 2 반응기 오리피스(2107)를 통해 제 2 반응기(2100)로부터 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(2130)에 의해 제어된다.
과량의 제 2 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(2105)의 압력은 제 2 촉매층(2120) 위에 위치한 제 2 압력 제어기(2110)에서 모니터링한다. 제 2 촉매층 기체(2105)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 2 압력 제어기(2110)가 제 2 수소 밸브(2090)에게 제 1 혼합기(2080)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 2 촉매층 기체(2105)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 2 압력 제어기(2110)가 제 2 수소 밸브(2090)에게 제 2 혼합기(2080)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(2106)이 제 2 반응기 출구(2104)를 통해 제 2 반응기(2100)로부터 유출된다. 반응된 생성물(2106)은 제 4 오리피스(2142)를 통해 제 2 분할 영역(2140) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(2144)를 통해 제 2 분할 영역(2140)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(2152) 및 제 6 오리피스(2146)를 통해 제 2 분할 영역(2140)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(2156)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(2156)은 재순환 펌프(2160)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(2010)에서 신선한 공급물(2002)과 혼합된다.
도 12는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 2200으로 표시되는 상향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(2202)가 제 1 오리피스(2204)를 통해 제 1 분할 영역(2210) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(2356)은 제 2 오리피스(2206) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2212)은 제 3 오리피스(2208)를 통해 제 1 분할 영역(2210)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2212)은 제 1 혼합기 입구(2224)를 통해 제 1 혼합기(2220)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(2228)를 통해 제 1 혼합기(2220)에 들어간 수소(2232)와 혼합된다. 수소(2232)의 양은 제 1 수소 밸브(2230)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)는 제 1 혼합기 출구(2226)를 통해 제 1 혼합기(2220)로부터 유출되고 제 1 반응기 입구(2242)를 통해 제 1 반응기(2240) 내로 유동한다. 제 1 반응기(2240) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)는 제 1 촉매층(2260)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2245)가 용액으로부터 방출되고 반응기(2240)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(2245)가 제 1 반응기 오리피스(2247)를 통해 제 1 반응기(2240)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(2245)가 제 1 반응기 오리피스(2247)를 통해 제 1 반응기(2240)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(2270)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)의 높이는 제 1 촉매층(2260) 위에 위치한 제 1 높이 제어기(2250)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 1 높이 제어기(2250)가 제 1 수소 밸브(2230)에게 제 1 혼합기(2220)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 1 높이 제어기(2250)가 제 1 수소 밸브(2230)에게 제 1 혼합기(2220)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(2246)은 제 1 반응기 출구(2244)를 통해 제 1 반응기(2240)로부터 유출된다. 제 1 촉매층 생성물(2246)은 제 3 혼합기 입구(2284)를 통해 제 2 혼합기(2280) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(2288)를 통해 제 2 혼합기(2280)에 들어간 수소(2292)와 혼합된다. 수소(2292)의 양은 제 2 수소 밸브(2290)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2282)는 제 2 혼합기 출구(2286)를 통해 제 2 혼합기(2280)로부터 유출되고 제 2 반응기 입구(2302)를 통해 제 2 반응기(2300) 내로 유동한다. 제 2 반응기(2300) 내에서, 제 1 촉매층 생성물/수소(2282)는 제 2 촉매층(2320)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2282)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2305)가 용액으로부터 방출되고 제 2 반응기(2300)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(2305)가 제 2 반응기 오리피스(2307)를 통해 제 2 반응기(2300)로부터 제거된다. 제 2 촉매층 기체(2305)가 제 2 반응기 오리피스(2307)를 통해 제 2 반응기(2300)로부터 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(2330)에 의해 제어된다.
제 1 촉매층 생성물/수소(2282)의 높이는 제 2 촉매층(2320) 위에 위치한 제 2 높이 제어기(2310)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층/수소(2282)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 2 높이 제어기(2310)가 제 2 수소 밸브(2290)에게 제 2 혼합기(2280)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2282)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 2 높이 제어기(2310)가 제 2 수소 밸브(2290)에게 제 2 혼합기(2280)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(2306)이 제 2 반응기 출구(2304)를 통해 제 2 반응기(2300)로부터 유출된다. 반응된 생성물(2306)은 제 4 오리피스(2342)를 통해 제 2 분할 영역(2340) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(2344)를 통해 제 2 분할 영역(2340)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(2352) 및 제 6 오리피스(2346)를 통해 제 2 분할 영역(2340)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(2356)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(2356)은 재순환 펌프(2360)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(2310)에서 신선한 공급물(2302)과 혼합된다.
도 13은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 2400으로 표시되는 상향 유동 2-반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(2402)가 제 1 오리피스(2404)를 통해 제 1 분할 영역(2410) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(2556)은 제 2 오리피스(2406) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2412)은 제 3 오리피스(2408)를 통해 제 1 분할 영역(2410)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2412)은 제 1 혼합기 입구(2424)를 통해 제 1 혼합기(2420)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(2428)를 통해 제 1 혼합기(2420)에 들어간 수소(2432)와 혼합된다. 수소(2432)의 양은 제 1 수소 밸브(2430)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2422)는 제 1 혼합기 출구(2426)를 통해 제 1 혼합기(2420)로부터 유출되고 제 1 반응기 입구(2442)를 통해 제 1 반응기(2440) 내로 유동한다. 제 1 반응기(2440) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2422)는 제 1 촉매층(2460)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2422)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2445)가 용액으로부터 방출되고 제 1 반응기(2440)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(2445)가 제 1 반응기 오리피스(2447)를 통해 제 1 반응기(2440)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(2445)가 제 1 반응기 오리피스(2447)를 통해 제 1 반응기(2440)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(2470)에 의해 제어된다.
과량의 제 1 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(2445)의 압력은 제 1 촉매층(2460) 위에 위치한 제 1 압력 제어기(2450)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 기체(2445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 1 압력 제어기(2450)가 제 1 수소 밸브(2430)에게 제 1 혼합기(2420)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 기체(2445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 1 압력 제어기(2450)가 제 1 수소 밸브(2430)에게 제 1 혼합기(2420)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(2446)은 제 1 반응기 출구(2444)를 통해 제 1 반응기(2440)로부터 유출된다. 제 1 촉매층 생성물(2446)은 제 3 혼합기 입구(2484)를 통해 제 2 혼합기(2480) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(2488)를 통해 제 2 혼합기(2480)에 들어간 수소(2492)와 혼합된다. 수소(2492)의 양은 제 2 수소 밸브(2490)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2482)는 제 2 혼합기 출구(2486)를 통해 제 2 혼합기(2480)로부터 유출되고 제 2 반응기 입구(2502)를 통해 제 2 반응기(2500) 내로 유동한다. 제 2 반응기(2500) 내에서, 제 1 촉매층 생성물/수소(2582)는 제 2 촉매층(2520)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2482)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2505)가 용액으로부터 방출되고 제 2 반응기(2500)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(2505)가 제 2 반응기 오리피스(2507)를 통해 제 2 반응기(2500)로부터 제거된다. 제 2 촉매층 기체(2505)가 제 2 반응기 오리피스(2507)를 통해 제 2 반응기(2500)로부터 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(2530)에 의해 제어된다.
과량의 제 2 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(2505)의 압력은 제 2 촉매층(2520) 위에 위치한 제 2 압력 제어기(2510)에서 모니터링한다. 제 2 촉매층 기체(2505)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 2 압력 제어기(2510)가 제 2 수소 밸브(2490)에게 제 2 혼합기(2480)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 2 촉매층 기체(2505)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 2 압력 제어기(2510)가 제 2 수소 밸브(2490)에게 제 2 혼합기(2480)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(2506)이 제 2 반응기 출구(2504)를 통해 제 2 반응기(2500)로부터 유출된다. 반응된 생성물(2506)은 제 4 오리피스(2542)를 통해 제 2 분할 영역(2540) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(2544)를 통해 제 2 분할 영역(2540)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(2552) 및 제 6 오리피스(2546)를 통해 제 2 분할 영역(2540)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(2556)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(2556)은 재순환 펌프(2560)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(2410)에서 신선한 공급물(2402)과 혼합된다.
도 14는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 2800으로 표시되는 하향 유동 다중층 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(2802)가 제 1 오리피스(2804)를 통해 제 1 분할 영역(2810) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(2956)은 제 2 오리피스(2806) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2812)은 제 3 오리피스(2808)를 통해 제 1 분할 영역(2810)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(2812)은 제 1 혼합기 입구(2824)를 통해 제 1 혼합기(2820)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 오리피스(2828)를 통해 제 1 혼합기(2820)에 들어간 수소(2832)와 혼합된다. 수소(2832)의 양은 제 1 수소 밸브(2830)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)는 제 1 혼합기 출구(2826)를 통해 제 1 혼합기(2820)로부터 유출되고 반응기 입구(2842)를 통해 반응기(2840) 내로 유동한다. 반응기(2840) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)는 제 1 촉매층(2860)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2845)가 용액으로부터 방출되고 반응기(2840)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(2845)가 제 1 반응기 오리피스(2847)를 통해 반응기(2840)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(2845)가 제 1 반응기 오리피스(2847)를 통해 반응기(2840)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(2870)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)의 높이는 제 1 촉매층(2860) 위에 위치한 제 1 높이 제어기(2850)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 1 높이 제어기(2850)가 제 1 수소 밸브(2830)에게 제 1 혼합기(2820)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(2822)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 1 높이 제어기(2850)가 제 1 수소 밸브(2830)에게 혼합기(2820)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(2846)은 제 3 혼합기 입구(2884)를 통해 제 2 혼합기(2880) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(2888)를 통해 제 2 혼합기(2880)에 들어간 수소(2892)와 혼합된다. 수소(2892)의 양은 제 2 수소 밸브(2890)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2882)는 제 2 혼합기 출구(2886)를 통해 제 2 혼합기(2880)로부터 유출되고, 제 2 촉매층(2920)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(2882)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(2905)가 용액으로부터 방출되고 제 2 촉매층(2920)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(2905)가 제 2 반응기 오리피스(2907)를 통해 제거된다. 제 2 촉매층 기체(2905)가 제 2 반응기 오리피스(2907)를 통해 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(2930)에 의해 제어된다.
액체 제 1 촉매층 생성물/수소(2882)의 높이는 제 2 촉매층(2920) 위에 위치한 제 2 높이 제어기(2910)에서 모니터링한다. 액체 제 1 촉매층 생성물/수소(2882)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 2 높이 제어기(2910)가 제 2 수소 밸브(2890)에게 제 2 혼합기(2880)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 제 1 촉매층 생성물/수소(2882)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 2 높이 제어기(2910)가 제 2 수소 밸브(2890)에게 제 2 혼합기(2880)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(2906)이 반응기 출구(2844)를 통해 반응기(2840)로부터 유출된다. 반응된 생성물(2846)은 제 4 오리피스(2942)를 통해 제 2 분할 영역(2940) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(2944)를 통해 제 2 분할 영역(2940)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(2952) 및 제 6 오리피스(2946)를 통해 제 2 분할 영역(2940)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(2956)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(2956)은 재순환 펌프(2960)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(2810)에서 신선한 공급물(2802)과 혼합된다.
도 15는 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 3000으로 표시되는 하향 유동 다중층 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(3002)가 제 1 오리피스(3004)를 통해 제 1 분할 영역(3010) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(3156)은 제 2 오리피스(3006) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3012)은 제 3 오리피스(3008)를 통해 제 1 분할 영역(3010)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3012)은 제 1 혼합기 입구(3024)를 통해 제 1 혼합기(3020)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(3028)를 통해 제 1 혼합기(3020)에 들어간 수소(3032)와 혼합된다. 수소(3032)의 양은 제 1 수소 밸브(3030)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3022)는 제 1 혼합기 출구(3026)를 통해 제 1 혼합기(3020)로부터 유출되고 반응기 입구(3042)를 통해 반응기(3040) 내로 유동한다. 반응기(3040) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3022)는 제 1 촉매층(3060)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3022)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3045)가 용액으로부터 방출되고 반응기(3040)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(3045)가 제 1 반응기 오리피스(3047)를 통해 반응기(3040)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(3045)가 제 1 오리피스(3047)를 통해 반응기(3040)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(3070)에 의해 제어된다.
과량의 제 1 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(3045)의 압력은 제 1 촉매층(3060) 위에 위치한 제 1 압력 제어기(3050)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 기체(3045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 1 압력 제어기(3050)가 제 1 수소 밸브(3030)에게 제 1 혼합기(3020)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 기체(3045)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 1 압력 제어기(3050)가 제 1 수소 밸브(3030)에게 제 1 혼합기(3020)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(3046)은 제 3 혼합기 입구(3084)를 통해 제 2 혼합기(3080) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(3088)를 통해 제 2 혼합기(3080)에 들어간 수소(3092)와 혼합된다. 수소(3092)의 양은 제 2 수소 밸브(3090)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3082)는 제 2 혼합기 출구(3086)를 통해 제 2 혼합기(3080)로부터 유출되고 제 2 촉매층(3120)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3082)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3105)가 용액으로부터 방출되고 제 2 촉매층(3120)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(3105)가 제 2 반응기 오리피스(3107)를 통해 제거된다. 제 2 촉매층 기체(3105)가 제 2 반응기 오리피스(3107)를 통해 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(3120)에 의해 제어된다.
과량의 제 2 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(3105)의 압력은 제 2 촉매층(3120) 위에 위치한 제 2 압력 제어기(3110)에서 모니터링한다. 제 2 촉매층 기체(3105)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 2 압력 제어기(3110)가 제 2 수소 밸브(3090)에게 제 2 혼합기(3080)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 2 촉매층 기체(3105)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 2 압력 제어기(3110)가 제 2 수소 밸브(3090)에게 제 2 혼합기(3080)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(3106)이 반응기 출구(3004)를 통해 반응기(3040)로부터 유출된다. 반응된 생성물(3106)은 제 4 오리피스(3142)를 통해 제 2 분할 영역(3140) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(3144)를 통해 제 2 분할 영역(3140)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(3152) 및 제 6 오리피스(3146)를 통해 제 2 분할 영역(3140)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(3156)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(3156)은 재순환 펌프(3160)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(3010)에서 신선한 공급물(3002)과 혼합된다.
도 16은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 액체의 높이에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 3200으로 표시되는 상향 유동 다중층 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(3202)가 제 1 오리피스(3204)를 통해 제 1 분할 영역(3210) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(3356)은 제 2 오리피스(3206) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3212)은 제 3 오리피스(3208)를 통해 제 1 분할 영역(3210)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3212)은 제 1 혼합기 입구(3224)를 통해 제 1 혼합기(3220)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(3228)를 통해 제 1 혼합기(3220)에 들어간 수소(3232)와 혼합된다. 수소(3232)의 양은 제 1 수소 밸브(3230)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)는 제 1 혼합기 출구(3226)를 통해 제 1 혼합기(3220)로부터 유출되고 반응기 입구(3242)를 통해 반응기(3240) 내로 유동한다. 반응기(3240) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)는 제 1 촉매층(3260)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3245)가 용액으로부터 방출되고 반응기(3240)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(3245)가 제 1 반응기 오리피스(3247)를 통해 반응기(3240)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(3245)가 제 1 반응기 오리피스(3247)를 통해 반응기(3240)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(3270)에 의해 제어된다.
액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)의 높이는 제 1 촉매층(3260) 위에 위치한 제 1 높이 제어기(3250)에서 모니터링한다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 1 높이 제어기(3250)가 제 1 수소 밸브(3230)에게 제 1 혼합기(3220)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 액체 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3222)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 1 높이 제어기(3250)가 제 1 수소 밸브(3230)에게 제 1 혼합기(3220)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(3246)은 제 3 혼합기 입구(3284)를 통해 제 2 혼합기(3280) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(3288)를 통해 제 2 혼합기(3280)에 들어간 수소(3292)와 혼합된다. 수소(3292)의 양은 제 2 수소 밸브(3290)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3282)는 제 2 혼합기 출구(3286)를 통해 제 2 혼합기(3280)로부터 유출되고, 제 2 촉매층(3120)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3282)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3305)가 용액으로부터 방출되고 제 2 촉매층(3320)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(3305)가 제 2 반응기 오리피스(3307)를 통해 제거된다. 제 2 촉매층 기체(3305)가 제 2 반응기 오리피스(3307)를 통해 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(3330)에 의해 제어된다.
제 1 촉매층 생성물/수소(3282)의 높이는 제 2 촉매층(3320) 위에 위치한 제 2 높이 제어기(3310)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3282)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 높아지면, 제 2 높이 제어기(3310)가 제 2 수소 밸브(3290)에게 제 2 혼합기(3280)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3282)의 높이가 요망되는 액체 높이보다 낮아지면, 제 2 높이 제어기(3310)가 제 2 수소 밸브(3290)에게 제 2 혼합기(3280)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(3306)이 반응기 출구(3244)를 통해 반응기(3240)로부터 유출된다. 반응된 생성물(3246)은 제 4 오리피스(3342)를 통해 제 2 분할 영역(3340) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(3344)를 통해 제 2 분할 영역(3340)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(3352) 및 제 6 오리피스(3346)를 통해 제 2 분할 영역(3340)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(3356)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(3356)은 재순환 펌프(3360)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(3210)에서 신선한 공급물(3202)과 혼합된다.
도 17은 반응기 내의 액체의 양이 반응기 내의 기체의 압력에 의해 제어되는, 전체적으로 숫자 3400으로 표시되는 상향 유동 다중층 반응기 시스템의 도면이다. 신선한 공급 원료(3402)가 제 1 오리피스(3404)를 통해 제 1 분할 영역(3410) 내로 유동한다. 재순환되고 반응된 생성물(3556)은 제 2 오리피스(3406) 내로 유동하고, 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3412)은 제 3 오리피스(3408)를 통해 제 1 분할 영역(3410)으로부터 유출된다. 이어서 혼합된 재순환되고 반응된 생성물 및 공급물(3412)은 제 1 혼합기 입구(3424)를 통해 제 1 혼합기(3420)에 들어가고, 여기서 이것은 제 2 혼합기 입구(3428)를 통해 제 1 혼합기(3420)에 들어간 수소(3432)와 혼합된다. 수소(3432)의 양은 제 1 수소 밸브(3430)에 의해 제어된다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3422)는 제 1 혼합기 출구(3426)를 통해 제 1 혼합기(3420)로부터 유출되고 반응기 입구(3442)를 통해 반응기(3440) 내로 유동한다. 반응기(3440) 내에서, 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3422)는 제 1 촉매층(3460)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 재순환되고 반응된 생성물/공급물/수소(3422)가 반응함에 따라, 제 1 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3445)가 용액으로부터 방출되고 반응기(3440)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 1 촉매층 기체(3445)가 제 1 반응기 오리피스(3447)를 통해 반응기(3440)로부터 제거된다. 제 1 촉매층 기체(3445)가 오리피스(3447)를 통해 반응기(3440)로부터 제거되는 속도는 제 1 배기 밸브(3470)에 의해 제어된다.
과량의 제 1 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(3445)의 압력은 제 1 촉매층(3460) 위에 위치한 제 1 압력 제어기(3450)에서 모니터링한다. 제 1 촉매층 기체(3445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 1 압력 제어기(3450)가 제 1 수소 밸브(3430)에게 제 1 혼합기(3420)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 1 촉매층 기체(3445)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 1 압력 제어기(3450)가 제 1 수소 밸브(3430)에게 제 1 혼합기(3420)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
제 1 촉매층 생성물(3446)은 제 3 혼합기 입구(3484)를 통해 제 2 혼합기(3480) 내로 유동하고, 여기서 이것은 제 4 혼합기 입구(3488)를 통해 제 2 혼합기(3480)에 들어간 수소(3492)와 혼합된다. 수소(3492)의 양은 제 2 수소 밸브(3490)에 의해 제어된다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3482)는 제 2 혼합기 출구(3486)를 통해 제 2 혼합기(3480)로부터 유출되고 제 2 촉매층(3520)을 통해 유동하면서, 여기서 반응한다. 제 1 촉매층 생성물/수소(3482)가 반응함에 따라, 제 2 촉매층 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체(3505)가 용액으로부터 방출되고 제 2 촉매층(3520)의 상단부에 축적될 수 있다. 제 2 촉매층 기체(3505)가 제 2 반응기 오리피스(3507)를 통해 제거된다. 제 2 촉매층 기체(3505)가 제 2 반응기 오리피스(3507)를 통해 제거되는 속도는 제 2 배기 밸브(3530)에 의해 제어된다.
과량의 제 2 촉매층 수소 및 경질분 탄화수소 기체(3505)의 압력은 제 2 촉매층(3520) 위에 위치한 제 2 압력 제어기(3510)에서 모니터링한다. 제 2 촉매층 기체(3505)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 높아지면, 제 2 압력 제어기(3510)가 제 2 수소 밸브(3490)에게 제 2 혼합기(3480)로 유입되는 수소의 양을 감소시키라는 신호를 보낼 것이다. 제 2 촉매층 기체(3505)의 압력이 요망되는 기체 압력보다 낮아지면, 제 2 압력 제어기(3510)가 제 2 수소 밸브(3490)에게 제 2 혼합기(3480)로 유입되는 수소의 양을 증가시키라는 신호를 보낼 것이다.
반응된 생성물(3506)이 반응기 출구(3444)를 통해 반응기(3440)로부터 유출된다. 반응된 생성물(3446)은 제 4 오리피스(3542)를 통해 제 2 분할 영역(3540) 내로 유동하고, 여기서 이것은 두 가지의 유동물인, 제 5 오리피스(3544)를 통해 제 2 분할 영역(3540)으로부터 유출되는 분할되고 반응된 생성물(3552) 및 제 6 오리피스(3546)를 통해 제 2 분할 영역(3540)으로부터 유출되는 재순환되고 반응된 생성물(3556)로 분할된다. 재순환되고 반응된 생성물(3556)은 재순환 펌프(3560)를 통해 펌핑된 후, 제 1 분할 영역(3410)에서 신선한 공급물(3402)과 혼합된다.
도 18은 전체적으로 숫자 4000으로 표시되는, 하향 유동 연속식 액체상 수소화처리 공정에서 사용되기 위한, 높이 제어기를 갖는 단일층 반응기의 도면이다. 반응기(4000)는 입구 오리피스(4042) 및 출구 오리피스(4044)를 갖는 용기(4010)로 이루어진다. 반응기(4000)의 내부는 기체(4025)를 함유하는 상부 대역(4020), 및 촉매 입자(4062)로 이루어진 촉매층(4060) 및 액체(4035)를 함유하는 훨씬 더 큰 하부 대역(4030)의 두 대역으로 분할되어 있다.
높이 제어기(4050)가 하부 대역(4030) 내의 액체(4035)의 양을 촉매층(4060)보다 높은 높이로 유지하는데 사용된다. 배기구(4047)는 기체(4025)를 상부 대역(4020)으로부터 예정된 일정 속도로 방출한다. 배기구(4047)는 배기 밸브(4070)에 의해 조절된다.
도 19는 전체적으로 숫자 4200으로 표시되는, 상향 유동 연속식 액체상 수소화처리 공정에서 사용되기 위한, 압력 제어기를 갖는 다중층 반응기의 도면이다. 반응기(4200)는 입구 오리피스(4242) 및 출구 오리피스(4244)를 갖는 용기(4210)로 이루어진다. 반응기의 내부는 촉매 입자(4262)로 이루어진 제 1 촉매층(4260), 이어서 혼합기(4280), 및 이어서 촉매 입자(4322)로 이루어진 제 2 촉매층(4320)으로 이루어진다.
반응기 입구(4242)와 혼합기(4280) 사이에 위치한 반응기(4200)의 부분은 기체(4225)를 함유하는 상부 대역(4220), 및 촉매층(4260) 및 액체(4235)를 함유하는 훨씬 더 큰 하부 대역(4230)의 두 대역으로 분할되어 있다.
압력 제어기(4250)가 상부 대역(4220) 내의 기체(4225)의 압력을 예정된 압력으로 유지하는데 사용된다. 배기구(4247)는 기체(4225)를 상부 대역(4220)으로부터 예정된 일정 속도로 방출한다. 배기구(4247)는 배기 밸브(4270)에 의해 조절된다.
혼합기(4280)는 액체(4235)를 혼합기(4280) 내로 도입시키는 제 1 입구(4284), 수소를 혼합기(4280) 내로 도입시키는 제 2 입구(4288), 및 제 2 촉매층(4320)으로 통하는 출구(4286)를 포함한다.
혼합기(4280)와 반응기 출구(4244) 사이에 위치한 반응기(4200)의 부분은 기체(4355)를 함유하는 상부 대역(4350), 및 촉매층(4320) 및 액체(4365)를 함유하는 훨씬 더 큰 하부 대역(4360)의 두 대역으로 분할되어 있다.
압력 제어기(4310)가 상부 대역(4350) 내의 기체(4355)의 압력을 예정된 압력으로 유지하는데 사용된다. 배기구(4307)는 기체(4355)를 상부 대역(4350)으로부터 예정된 일정 속도로 방출한다. 배기구(4307)는 배기 밸브(4330)에 의해 조절된다.
본 발명에 따라, 탈아스팔트 용매는 프로판, 부탄 및/또는 펜탄을 포함한다. 기타 공급물 희석제는 가벼운 탄화수소, 가벼운 증류물, 나프타, 디젤, VGO, 미리 수소화처리된 스톡, 재순환된 수소화분해물, 이성질체화물, 재순환된 탈금속화물 등을 포함한다.
실시예 1
석유 분획, 증류물, 잔유, 왁스, 윤활유, DAO, 또는 디젤 연료 이외의 연료로 이루어진 군에서 선택된 공급물을 620 K에서 수소화개질하여 황 및 질소를 제거한다. 사양에 맞는 생성물을 제조하기 위해서는 디젤 연료 1 배럴당 약 200 SCF(5.66 ㎥)의 수소가 반응해야 한다. 희석제는 프로판, 부탄, 펜탄, 가벼운 탄화수소, 가벼운 증류물, 나프타, 디젤, VGO, 미리 수소화처리된 스톡 또는 이들의 조합물로 이루어진 군에서 선택된다. 65 또는 95 bar에서 1/1 또는 2/1의 재순환 대 공급 비를 갖는, 620 K의 출구 온도에서 가동되는 관형 반응기가, 요망되는 반응을 수행하기에 충분하다.
실시예 2
석유 분획, 증류물, 잔유, 오일, 왁스, 윤활유, DAO, 또는 탈아스팔트 오일 이외의 것 등으로 이루어진 군에서 선택된 공급물을 620 K에서 수소화개질하여 황 및 질소를 제거하고 방향족을 포화시킨다. 사양에 맞는 생성물을 제조하기 위해서는 탈아스팔트 오일 1 배럴당 약 1000 SCF(28.32 ㎥)의 수소가 반응해야 한다. 희석제는 프로판, 부탄, 펜탄, 가벼운 탄화수소, 가벼운 증류물, 나프타, 디젤, VGO, 미리 수소화처리된 스톡 또는 이들의 조합물로 이루어진 군에서 선택된다. 80 bar에서 2.5/1의 재순환비를 갖고서, 620 K의 출구 온도에서 가동되는 관형 반응기가, 요구되는 모든 수소를 제공하고 반응기 전체에 걸쳐 20 K 미만의 온도 상승을 허용하기에 충분하다.
실시예 3
본원에서 기술되고 명시된 바와 같은 연속식 액체상 수소화처리 방법 및 장치.
실시예 4
수소 용해도가 오일 공급물에 비해 높은 용매 또는 희석제의 존재 하에서 수소와 피처리 오일을 혼합 및/또는 플래싱시키는 단계를 포함함을 개선점으로 하는 수소화처리 방법.
실시예 5
용매 또는 희석제가 무거운 나프타, 프로판, 부탄, 펜탄, 가벼운 탄화수소, 가벼운 증류물, 나프타, 디젤, VGO, 미리 수소화처리된 스톡 또는 이들의 조합물로 이루어진 군에서 선택된 것인 상기 실시예 4.
실시예 6
공급물이 오일, 석유 분획, 증류물, 잔유, 디젤 연료, 탈아스팔트 오일, 왁스, 윤활유 등으로 이루어진 군에서 선택된 것인 상기 실시예 5.
실시예 7
공급물을 희석제와 블렌딩하는 단계, 반응기의 앞에서 희석제/공급물 혼합물을 수소로써 포화시키는 단계, 및 황, 질소, 산소 금속 또는 기타 오염물을 포화 또는 제거하거나 분자량 또는 분해를 감소시키기 위해, 반응기에서 공급물/희석제/수소 혼합물을 촉매와 반응시키는 단계를 포함하는 연속식 액체상 수소화처리 방법.
실시예 8
반응기가 500 내지 5000 psi(3447 내지 34,473 kPa), 바람직하게는 1000 내지 3000 psi(6895 내지 20,684 kPa)의 압력에서 유지되는 것인 상기 실시예 7.
실시예 9
용해도 제한이 없도록 초임계 용액 조건에서 반응기를 가동시키는 단계를 추가로 포함하는 상기 실시예 8.
실시예 10
반응기 유출물로부터 열을 제거하는 단계, 반응된 공급물로부터 희석제를 분리하는 단계, 및 희석제를 반응기의 상류의 한 지점으로 재순환시키는 단계를 추가로 포함하는 상기 실시예 9.
실시예 11
전술된 실시예들 중 하나에 의해 제조된, 수소화처리, 수소화개질, 수소화후처리, 수소화정련, 수소화분해된 것 등인 석유 제품.
실시예 12
본 발명의 개선된 수소화개질 공정에서 사용되는 반응 용기는, 40 ft3(1.13 ㎥)의 대략적인 반응기 부피를 갖고, 단지 약 3000 psi(20,684 kPa) 이하의 압력을 견디도록 구성되고, 2인치(5.08 ㎝) 직경의 비교적 작은 관 내에 촉매를 포함한다.
실시예 13
용매 탈아스팔트 공정에서는, 8부피의 n-부탄을 1부피의 진공 탑 하단부와 접촉시킨다. 피치를 제거한 후이지만 용매를 탈아스팔트 오일(DAO)로부터 회수하기 전에, 용매/DAO 혼합물을 약 1000 내지 1500 psi(6895 내지 10,342 kPa)로 펌핑시키고, DAO 1 배럴 당 약 900 SCF(25.4 ㎥)의 H2와 혼합한다. 용매/DAO/수소 혼합물을 약 590 내지 620 K로 가열하고, 황 및 질소를 제거하고 방향족을 포화시키기 위해 촉매와 접촉시킨다. 수소화개질 후, 압력을 약 600 psi(4137 kPa)로 감소시킴으로써, 부탄을 수소화개질된 DAO로부터 회수한다.
실시예 14
본 발명에 따르는 구조를 갖는, 온도, 압력, 촉매 등이 동일하거나 상이한 둘 이상의 반응기들이 직렬로 배치된 다단계 반응기, 및/또는 둘 이상의 촉매층들이 본 발명에 따르는 단일 반응기 내에 배치된 다중층 반응기를 포함하는 상기 실시예들 중 하나 이상.
실시예 15
상기 실시예 14에 덧붙여, 다단계 반응기를 사용하여 특수 제품, 왁스, 윤활유 등을 제조한다.
요약하자면, 수소화분해는 탄소-탄소 결합의 분해이고 수소화이성질체화는 탄소-탄소 결합의 재배열이다. 수소화탈금속화는 캣 크래커(cat cracker) 및 수소화크래커에서 촉매독을 회피하기 위해, 통상적으로는 진공 탑 하단부 또는 탈아스팔트 오일로부터 금속을 제거하는 것이다.
실시예 16
수소화분해: 일정 부피의 감압 경유를 경유 공급물 1 배럴 당 1000 SCF(6895 kPa) H2와 혼합하고, 2부피의 재순환된 수소화분해된 생성물(희석제)과 블렌딩하고, 750 ℉(399 ℃) 및 2000 psi(13,789 kPa)에서 수소화분해 촉매에 통과시킨다. 수소화분해된 생성물은 20 %의 나프타, 40 %의 디젤 및 40 %의 잔유을 함유하였다.
실시예 17
수소화이성질체화: 80 %의 파라핀 왁스를 함유하는 일정 부피의 공급물을 공급물 1 배럴 당 200 SCF(5.66 ㎥) H2와 혼합하고, 희석제로서 1부피의 이성질체화물 과 블렌딩하고, 550 ℉(287.8 ℃) 및 2000 psi(13,789 kPa)에서 이성질체화 촉매에 통과시킨다. 이성질체화물은 30 ℉(-1 ℃)의 유동점 및 140의 VI를 갖는다.
실시예 18
수소화탈금속화: 총 80 ppm의 금속을 함유하는 일정 부피의 공급물을 1 배럴 당 150 SCF(4.25 kPa) H2와 블렌딩하고, 1부피의 재순환된 탈금속화물과 혼합하고, 450 ℉(232 ℃) 및 1000 psi(6895 kPa)에서 촉매에 통과시킨다. 생성물은 총 3 ppm의 금속을 함유하였다.
일반적으로, 피셔-트롭시란 일산화탄소 및 수소(CO 및 H2 또는 합성기체)로부터 파라핀을 제조하는 것을 말한다. 합성기체는 CO2, CO, H2를 함유하며, 다양한 공급원, 주로 석탄 또는 천연가스로부터 제조된다. 이어서 합성기체를 특정 촉매상에서 반응시켜 특정 생성물을 제조한다.
피셔-트롭시 합성은 지지된 금속 촉매 상에서 CO 및 H2로부터, 탄화수소, 거의 단독적으로 파라핀을 제조하는 것이다. 고전적인 피셔-트롭시 촉매는 철이지만 기타 금속 촉매도 사용된다.
합성기체는, 비록 피셔-트롭시 반응은 아니지만, 기타 화학물질, 주로 알콜을 제조하는데에 사용될 수 있고 사용된다. 본 발명의 기술은, 촉매 표면 상에서의 반응에서 하나 이상의 성분이 기체상으로부터 액체상으로 전이되어야 하는 임의의 촉매작용적 공정에 사용될 수 있다.
실시예 19
제 1 단계를 황, 질소, 산소 등을 제거하기에 충분한 조건[620 K, 100 psi(689 kPa)]에서 가동시킨 후, 오염물 H2S, NH3 및 물을 제거하고, 제 2 단계 반응기를 방향족의 포화에 충분한 조건에서 가동시키는 2단계 수소화처리 방법.
실시예 20
수소 외에도, 일산화탄소(CO)를 수소와 혼합하고, 이 혼합물을 탄화수소의 합성을 위한 피셔-트롭시 촉매와 접촉시키는, 상기 하나 이상의 실시예에서 언급된 바와 같은 공정.
실시예 21
반응기 내의 액체 공급물/희석제/수소 혼합물의 양이 반응기 내의 액체 공급물/희석제/수소 혼합물 및 반응된 액체 공급물/희석제/수소 혼합물의 높이에 의해 제어되는, 상기 하나 이상의 실시예에서 언급된 바와 같은 공정.
반응기 내의 액체의 높이는 반응기 내의 촉매층의 상단부보다 높게 유지되고 높이 제어기에 의해 모니터링한다. 반응기 내의 액체의 높이가 높아지거나 낮아짐에 따라, 공급물/희석제 혼합물에 첨가되는 수소의 양을 조절하여, 반응기 내의 액체의 높이를 각각 낮추거나 높인다.
실시예 22
반응기 내의 액체 공급물/희석제/수소 혼합물의 양이 반응기 상단부에서의 과량의 수소 기체 및 경질분 탄화수소 기체의 압력에 의해 제어되는, 상기 하나 이상의 실시예에서 언급된 바와 같은 공정.
반응기 상단부에서의 기체의 압력은, 공급물 및 요망되는 생성물 사양에 대해, 특정 용도에 적당한 특정 압력으로 유지된다. 반응기 상단부에서의 기체의 압력이 증가하거나 감소함에 따라, 공급물/희석제 혼합물에 첨가되는 수소의 양을 조절하여, 반응기 상단부에서의 기체의 압력을 각각 증가시키거나 감소시킨다.
본 발명에 따라, 개선된 수소화처리, 수소화개질, 수소화후처리, 수소화정련 및/또는 수소화분해 공정은, 반응 용기 내의 용액 내로 수소를 압력에 의해 강제로 첨가할 필요를 줄이거나 없애고, 희석제 또는 용매를 첨가하거나 희석제 또는 용매를 선택함으로써 수소에 대한 용해도를 증가시킴으로써, 최소량의 촉매를 사용하여, 비교적 낮은 압력에서 윤활유 및 왁스로부터 불순물을 제거한다. 예를 들면, 무거운 컷(cut)에 대한 희석제는 디젤 연료이고 가벼운 컷에 대한 희석제는 펜탄이다. 더욱이, 희석제로서 펜탄을 사용하면서 높은 용해도를 달성할 수 있다. 추가로 본 발명의 공정을 사용하여, 용액 중 수소의 화학양론적 양을 초과 달성할 수 있다. 또한 본 발명의 공정을 사용함으로써, 압력 용기의 비용을 절감할 수 있고, 반응기 내 작은 관들 내에서 촉매를 사용할 수 있음으로써 비용을 절감할 수 있다. 추가로, 본 발명의 공정을 사용함으로써, 수소 재순환 압축기를 사용할 필요를 없앨 수도 있다.
본 발명의 공정을 수소화처리, 수소화개질, 수소화후처리, 수소화정련 및/또는 수소화분해를 위한 통상적인 설비에서 사용할 수 있지만, 보다 낮은 압력, 및/또는 재순환 용매, 희석제, 수소 또는 적어도 일부의 미리 수소화처리된 스톡 또는 공급물을 사용하여 공정을 실행함으로써, 보다 저가의 설비, 반응기, 수소 압축기 등을 사용하여, 동일하거나 보다 나은 결과를 달성할 수 있다.
본 발명은 그 형태의 일부만이 명시되었지만, 해당 분야의 숙련자라면, 본 발명이 그렇게 제한되는 것은 아니며 본 발명의 범주에서 벗어나지 않게 다양하게 변형 및 개조된다는 것을 명백히 알 것이다. 따라서, 첨부된 청구의 범위는 광범위하게 본 발명의 범주와 일치하도록 해석되는 것이 적당하다.

Claims (46)

  1. (a) 황, 질소, 산소, 금속 및 이들의 조합물 중의 하나 이상의 오염물 또는 오염물들을 갖는 액체 공급물을 액체 희석제와 블렌딩함으로써, 연속식 액체상 희석제/공급물 혼합물을 형성하는 단계;
    (b) 일정 압력 환경에서 반응기의 앞에서 상기 희석제/공급물 혼합물을 수소와 블렌딩함으로써, 연속식 액체상 공급물/희석제/수소 혼합물을 형성하는 단계;
    (c) 상기 연속식 액체상 공급물/희석제/수소 혼합물을 반응기로 도입시키는 단계;
    (d) 반응기 내에서 촉매의 표면에서 상기 연속식 액체상 공급물/희석제/수소 혼합물을 반응시켜, 상기 오염물 또는 오염물들을 공급물 혼합물로부터 제거하여, 반응된 액체, 과량의 수소 기체 및 경질분 탄화수소(light end hydrocarbon) 기체를 형성하고 상기 반응된 액체 및 상기 연속식 액체상 공급물/희석제/수소 혼합물이 반응기 내의 액체의 양을 구성함으로써, 열적으로 안정한 매스(mass)를 제공하는 단계;
    (e) (1) 액체의 양을 모니터링하여 반응기 내의 액체의 양을 제어하거나 (2) 기체의 압력을 모니터링하여 반응기 내의 기체의 압력을 제어하고, 단계 (b)에서 첨가되는 수소의 양을 증가 또는 감소시킴으로써, 액체의 양 또는 기체 압력을 증가시키거나 감소시키는 단계; 및
    (f) 과량의 기체를 반응기로부터 배기시키는 단계
    를 포함하는,
    정상 상태에서 예정된 온도에서 가동되며, 기체의 상부 대역 및 촉매를 둘러싸는 액체 혼합물에 용해된 수소의 더 큰 하부 대역을 가져 상기 액체가 상기 예정된 온도의 변동을 최소화하는 반응기를 사용하는 연속식 액체상 수소화처리 방법.
  2. 제 1 항에 있어서, 반응기 내의 액체의 높이를 근거로 하여 반응기 내의 액체의 양을 제어하는 것을 포함하는 방법.
  3. 제 1 항에 있어서, 반응기 내의 기체의 압력을 근거로 하여 반응기 내의 액체의 양을 제어하는 것을 포함하는 방법.
  4. 삭제
  5. 삭제
  6. 제 1 항에 있어서, 배기 속도를 시스템 내의 경질분 생성물의 축적을 제어하도록 설정하는 방법.
  7. 제 1 항에 있어서, 희석제가 가벼운 탄화수소 또는 나프타일 수 있는 가벼운 증류물, 디젤, VGO, 미리 수소화처리된 스톡 또는 이들의 조합물로 이루어진 군에서 선택되는 것인 방법.
  8. 제 1 항에 있어서, 공급물이 오일, 석유 분획, 증류물, 잔유, 디젤 연료, 탈아스팔트 오일, 왁스, 및 윤활유로 이루어진 군에서 선택되는 것인 방법.
  9. 삭제
  10. 제 1 항에 있어서, 일련의 둘 이상의 반응기를 사용하는 것을 더 포함하는 방법.
  11. 제 1 항에 있어서, 반응기가 다중층 반응기이고, 이를 사용하여, 황, 질소, 산소, 금속 및 이들의 조합물을 제거하거나, 방향족을 포화시키거나, 분자량을 감소시키는 것 중 하나 이상을 달성하는 방법.
  12. 삭제
  13. 삭제
  14. 삭제
  15. 삭제
  16. 제 7 항에 있어서, 가벼운 탄화수소가 프로판, 부탄 및 펜탄으로 이루어진 군에서 선택되는 것인 방법.
  17. 제 7 항에 있어서, 가벼운 증류물이 나프타인 것인 방법.
  18. 삭제
  19. 삭제
  20. 삭제
  21. 삭제
  22. 삭제
  23. 삭제
  24. 삭제
  25. 삭제
  26. 삭제
  27. 삭제
  28. 삭제
  29. 삭제
  30. 삭제
  31. 삭제
  32. 삭제
  33. 삭제
  34. 삭제
  35. 삭제
  36. 삭제
  37. 삭제
  38. 삭제
  39. 삭제
  40. 삭제
  41. 삭제
  42. 삭제
  43. 삭제
  44. 삭제
  45. 삭제
  46. 삭제
KR1020077024344A 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리 방법 KR101371913B1 (ko)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/089,477 2005-03-24
US11/089,477 US7569136B2 (en) 1997-06-24 2005-03-24 Control system method and apparatus for two phase hydroprocessing
PCT/US2006/010639 WO2006102534A2 (en) 2005-03-24 2006-03-23 Control system method and apparatus for continuous liquid phase hydroprocessing

Related Child Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020127031170A Division KR20130004525A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치
KR1020127031169A Division KR20130004386A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치

Publications (2)

Publication Number Publication Date
KR20070116263A KR20070116263A (ko) 2007-12-07
KR101371913B1 true KR101371913B1 (ko) 2014-03-07

Family

ID=37024640

Family Applications (3)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020127031169A KR20130004386A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치
KR1020077024344A KR101371913B1 (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리 방법
KR1020127031170A KR20130004525A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치

Family Applications Before (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020127031169A KR20130004386A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치

Family Applications After (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020127031170A KR20130004525A (ko) 2005-03-24 2006-03-23 연속식 액체상 수소화처리를 위한 제어 시스템, 방법 및 장치

Country Status (11)

Country Link
US (1) US7569136B2 (ko)
EP (2) EP2290036A3 (ko)
JP (1) JP5350778B2 (ko)
KR (3) KR20130004386A (ko)
CN (1) CN101194001B (ko)
BR (1) BRPI0612172B1 (ko)
CA (2) CA2601995C (ko)
MX (2) MX363126B (ko)
RU (1) RU2411285C2 (ko)
SG (2) SG160392A1 (ko)
WO (1) WO2006102534A2 (ko)

Families Citing this family (77)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20080023372A1 (en) * 2006-07-27 2008-01-31 Leonard Laura E Hydrocracking Process
US7906013B2 (en) 2006-12-29 2011-03-15 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US20080159928A1 (en) * 2006-12-29 2008-07-03 Peter Kokayeff Hydrocarbon Conversion Process
CN101821360B (zh) * 2007-09-28 2013-05-22 日本石油天然气·金属矿物资源机构 合成石脑油的制造方法
US7790020B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-07 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to improve cetane number
US7794585B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process
US7799208B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-21 Uop Llc Hydrocracking process
US7803269B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-28 Uop Llc Hydroisomerization process
US7794588B2 (en) * 2007-10-15 2010-09-14 Uop Llc Hydrocarbon conversion process to decrease polyaromatics
US8008534B2 (en) * 2008-06-30 2011-08-30 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with temperature management
US8999141B2 (en) * 2008-06-30 2015-04-07 Uop Llc Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor
US9279087B2 (en) * 2008-06-30 2016-03-08 Uop Llc Multi-staged hydroprocessing process and system
CN101338220B (zh) * 2008-08-11 2016-08-03 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢方法
CN101358146B (zh) * 2008-09-05 2012-07-04 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢工艺
CN101353594B (zh) * 2008-09-12 2012-07-04 中国石油化工集团公司 一种烃油加氢控制方法
CN101724444A (zh) * 2008-10-28 2010-06-09 中国石油化工股份有限公司 一种低成本的加氢工艺方法
CN101787305B (zh) * 2009-01-23 2013-03-20 中国石油化工股份有限公司 一种液相循环加氢处理方法和反应系统
US8221706B2 (en) * 2009-06-30 2012-07-17 Uop Llc Apparatus for multi-staged hydroprocessing
US8518241B2 (en) * 2009-06-30 2013-08-27 Uop Llc Method for multi-staged hydroprocessing
CN101992048A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种反应器及其在烃油液固两相加氢中的应用
CN101993719A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种烃油加氢方法及其反应器
CN101992047A (zh) * 2009-08-11 2011-03-30 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种反应器及其在烃油两相加氢中的应用
CN101993721B (zh) * 2009-08-25 2016-04-13 中国石油化工股份有限公司 液相循环加氢处理方法和反应系统
US8323476B2 (en) * 2009-12-17 2012-12-04 Uop Llc Solid catalyst liquid phase hydroprocessing using moving bed reactors
CA2865363A1 (en) 2010-04-21 2011-10-27 John D. Y. Ou Xylene isomerization process and catalyst therefor
US20120000829A1 (en) * 2010-06-30 2012-01-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for the preparation of group ii and group iii lube base oils
EP2588574A1 (en) * 2010-06-30 2013-05-08 ExxonMobil Research and Engineering Company Liquid phase distillate dewaxing
US20120000818A1 (en) * 2010-06-30 2012-01-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for the preparation of group ii and group iii lube base oils
CN102311794B (zh) * 2010-07-07 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种柴油加氢方法
US20120074038A1 (en) * 2010-09-27 2012-03-29 Uop Llc Liquid phase hydroprocessing with low pressure drop
US10144882B2 (en) * 2010-10-28 2018-12-04 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing of heavy hydrocarbon feeds in liquid-full reactors
US20120103873A1 (en) * 2010-11-01 2012-05-03 Axens Procede d'hydrotraitement et/ou d'hydrocraquage de charges azotees avec stripage a l'hydrogene
CN102465021B (zh) * 2010-11-05 2014-07-23 中国石油化工股份有限公司 一种柴油组合加氢工艺方法
WO2012100068A2 (en) * 2011-01-19 2012-07-26 Process Dynamics, Inc. Process for hydroprocessing of non-petroleum feestocks
US9139782B2 (en) 2011-02-11 2015-09-22 E I Du Pont De Nemours And Company Targeted pretreatment and selective ring opening in liquid-full reactors
US9212323B2 (en) 2011-02-11 2015-12-15 E I Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydrotreating and selective ring opening processes
US8926826B2 (en) * 2011-04-28 2015-01-06 E I Du Pont De Nemours And Company Liquid-full hydroprocessing to improve sulfur removal using one or more liquid recycle streams
US8894838B2 (en) * 2011-04-29 2014-11-25 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing process using uneven catalyst volume distribution among catalyst beds in liquid-full reactors
CN102876368B (zh) * 2011-07-11 2014-10-15 中国石油化工股份有限公司 一种柴油液相加氢方法
CN102876367B (zh) * 2011-07-11 2015-04-15 中国石油化工股份有限公司 一种柴油深度脱硫脱芳组合方法
US8940155B2 (en) 2011-07-29 2015-01-27 Saudi Arabian Oil Company Ebullated-bed process for feedstock containing dissolved hydrogen
US8932451B2 (en) 2011-08-31 2015-01-13 Exxonmobil Research And Engineering Company Integrated crude refining with reduced coke formation
CN102358847B (zh) * 2011-09-16 2014-05-07 中国海洋石油总公司 一种全液相加氢生产清洁柴油的方法
EP2782977B1 (en) 2011-11-21 2019-09-04 Saudi Arabian Oil Company Slurry bed hydroprocessing and system
US9365781B2 (en) * 2012-05-25 2016-06-14 E I Du Pont De Nemours And Company Process for direct hydrogen injection in liquid full hydroprocessing reactors
MX345342B (es) * 2012-08-20 2017-01-24 Inst Mexicano Del Petróleo Procedimiento para el mejoramiento de crudos pesados y extrapesados.
CN103666544B (zh) 2012-09-21 2016-04-06 中国石油化工股份有限公司 一种重整生成油加氢处理方法
WO2014044196A1 (zh) 2012-09-21 2014-03-27 中国石油化工股份有限公司 一种烃油加氢处理方法
CN103666547B (zh) * 2012-09-21 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 一种烃油加氢处理方法
CN103666545B (zh) * 2012-09-21 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 一种柴油加氢精制方法
US8721871B1 (en) 2012-11-06 2014-05-13 E I Du Pont De Nemours And Company Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors
US9139783B2 (en) 2012-11-06 2015-09-22 E I Du Pont Nemours And Company Hydroprocessing light cycle oil in liquid-full reactors
RU2495910C1 (ru) * 2012-11-27 2013-10-20 Андрей Владиславович Курочкин Реактор для гидропереработки углеводородного сырья
CN103965953B (zh) 2013-01-30 2015-07-22 中国石油天然气股份有限公司 一种馏分油两相加氢反应器和加氢工艺方法
CN103131468B (zh) * 2013-02-06 2015-03-25 神华集团有限责任公司 一种低温费托合成油加氢精制和/或加氢异构裂化系统和工艺
CN103992816B (zh) * 2013-02-19 2016-05-11 中石化洛阳工程有限公司 一种气相与液相加氢组合工艺及装置
RU2649389C2 (ru) 2013-03-14 2018-04-03 Е.И.Дюпон Де Немур Энд Компани Способ улучшения низкотемпературных свойств и увеличения выхода среднедистиллятного исходного сырья через полностью жидкостную гидроочистку и депарафинизацию
CN103224809B (zh) * 2013-04-27 2014-12-03 中国海洋石油总公司 一种液相产物循环加氢生产清洁油品的方法
RU2531585C1 (ru) * 2013-06-04 2014-10-20 Михаил Борисович Гетин Реактор гидрокрекинга
US9283531B2 (en) 2013-09-10 2016-03-15 Uop Llc Split feed reactor bed in hydrotreater device
US9617485B2 (en) 2013-09-24 2017-04-11 E I Du Pont De Nemours And Company Gas oil hydroprocess
RU2677641C2 (ru) * 2014-02-10 2019-01-18 Арчер Дэниелс Мидлэнд Компани Улучшенные многофазные способы с плохим смешиванием реагентов
FR3023298B1 (fr) * 2014-07-01 2017-12-29 Total Marketing Services Procede de desaromatisation de coupes petrolieres
CN114958413A (zh) 2014-07-18 2022-08-30 精炼技术解决方案有限责任公司 全液氢化处理和选择性开环方法
CN105733662A (zh) * 2014-12-10 2016-07-06 中国石油天然气股份有限公司 一种液相加氢反应器及工艺方法
EP3331967B1 (en) * 2015-08-04 2020-11-11 Duke Technologies, LLC Hydroprocessing method with high liquid mass flux
CN105602619B (zh) 2015-12-18 2017-10-17 中国石油天然气股份有限公司 一种液相加氢异构系统及其工艺和应用
CN108779400B (zh) 2016-01-25 2021-08-24 精炼技术解决方案有限责任公司 用于生产具有低水平硫的柴油的方法
RU2630774C1 (ru) * 2016-10-03 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Способ гидропереработки углеводородного сырья
RU2720809C2 (ru) * 2016-10-10 2020-05-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для получения ультрамалосернистого дизельного топлива
RU2630773C1 (ru) * 2016-10-10 2017-09-13 Андрей Владиславович Курочкин Устройство для гидропереработки углеводородного сырья
US10739798B2 (en) * 2017-06-20 2020-08-11 Uop Llc Incipient temperature excursion mitigation and control
US11312912B2 (en) 2019-05-29 2022-04-26 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen-enhanced delayed coking process
CN110404549A (zh) * 2019-08-26 2019-11-05 北京化工大学 一种冷聚石油树脂加氢催化剂的精细化制备及评价方法
KR102454095B1 (ko) 2020-10-30 2022-10-14 한국과학기술연구원 액상유기물수소운반체를 이용한 연속식 수소저장장치
CN114442685A (zh) * 2020-11-03 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 液相选择加氢反应中的控制方法、控制系统及反应系统
FR3117127A1 (fr) * 2020-12-07 2022-06-10 IFP Energies Nouvelles Procédé d’hydrotraitement d’un flux liquide comprenant des hydrocarbures avec un flux gazeux comprenant de l’hydrogène

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3441498A (en) * 1967-03-15 1969-04-29 Atlantic Richfield Co Hydrogenation method and apparatus
US3798002A (en) 1969-12-16 1974-03-19 Westinghouse Electric Corp Computer control system for refining and hydrogenation of unsaturated hydrocarbons
US4755281A (en) * 1984-05-01 1988-07-05 Mobil Oil Corporation Countercurrent process with froth control for treating heavy hydrocarbons
JP2002506473A (ja) * 1997-06-24 2002-02-26 プロセス・ダイナミクス・インコーポレーテッド ２相水素化処理

Family Cites Families (96)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR954644A (ko) 1950-01-04
FR785974A (fr) 1934-03-21 1935-08-23 Ig Farbenindustrie Ag Procédé de séparation de mélanges d'hydrocarbures liquides
BE565105A (ko) * 1957-03-14
US2918425A (en) * 1958-03-27 1959-12-22 Universal Oil Prod Co Conversion process and apparatus therefor
US3152981A (en) 1960-04-29 1964-10-13 Exxon Research Engineering Co Hydrogenation process employing hydrogen absorbed by the feed
US3147207A (en) * 1961-05-12 1964-09-01 Union Oil Co Liquid-solids contacting process and apparatus for the conversion of hydrocarbons
NL275200A (ko) 1961-07-31
GB1232173A (ko) 1969-11-18 1971-05-19
GB1331935A (en) 1969-12-12 1973-09-26 Shell Int Research Peocess for the catalytic hydroconversion of a residual hydroca rbon oil
US3880598A (en) 1970-12-10 1975-04-29 Shell Oil Co Residual oil hydrodesulfurization apparatus
GB1407794A (en) 1971-10-26 1975-09-24 Shell Int Research Process for the removal of aromatic compounds from distillate hydrocarbon fractions
GB1346265A (en) 1972-03-24 1974-02-06 Texaco Development Corp Hydrodesulphurization of heavy hydrocarbon oil with hydrogen presaturation
IL44200A (en) 1974-02-12 1976-11-30 Drori Mordeki Pressure-responsive control device particularly useful as automatic relief valves
SE392532B (sv) 1974-05-16 1977-03-28 Nordnero Ab Forfarande och anordning for att i ett flertal efter varandra anordnade vetskebehallare halla vetskan pa onskad niva
US3958957A (en) 1974-07-01 1976-05-25 Exxon Research And Engineering Company Methane production
US4047655A (en) 1975-11-28 1977-09-13 The Budd Company Liquid level control means and method
GB1582896A (en) * 1977-07-18 1981-01-14 Uop Inc Control of hydrogen/hydrocarbon mole ratio and the control system therefor
US5240592A (en) 1981-03-24 1993-08-31 Carbon Fuels Corporation Method for refining coal utilizing short residence time hydrocracking with selective condensation to produce a slate of value-added co-products
USRE32120E (en) * 1981-04-01 1986-04-22 Phillips Petroleum Company Hydrotreating supercritical solvent extracts in the presence of alkane extractants
CA1169947A (en) 1981-08-20 1984-06-26 Howard R. Braun Liquid nitrogen level controller
US4591426A (en) 1981-10-08 1986-05-27 Intevep, S.A. Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content
US4585546A (en) 1983-04-29 1986-04-29 Mobil Oil Corporation Hydrotreating petroleum heavy ends in aromatic solvents with large pore size alumina
US4514282A (en) 1983-07-21 1985-04-30 Conoca Inc. Hydrogen donor diluent cracking process
US4970190A (en) 1983-08-29 1990-11-13 Chevron Research Company Heavy oil hydroprocessing with group VI metal slurry catalyst
US4491511A (en) 1983-11-07 1985-01-01 International Coal Refining Company Two-stage coal liquefaction process
US4536275A (en) 1984-03-07 1985-08-20 International Coal Refining Company Integrated two-stage coal liquefaction process
US4968409A (en) 1984-03-21 1990-11-06 Chevron Research Company Hydrocarbon processing of gas containing feed in a countercurrent moving catalyst bed
US5269910A (en) 1985-02-01 1993-12-14 Kabushiki Kaisha Kobe Seiko Sho Method of coil liquefaction by hydrogenation
US4698147A (en) 1985-05-02 1987-10-06 Conoco Inc. Short residence time hydrogen donor diluent cracking process
US4663028A (en) 1985-08-28 1987-05-05 Foster Wheeler Usa Corporation Process of preparing a donor solvent for coal liquefaction
AU603344B2 (en) 1985-11-01 1990-11-15 Mobil Oil Corporation Two stage lubricant dewaxing process
US4678556A (en) 1985-12-20 1987-07-07 Mobil Oil Corporation Method of producing lube stocks from waxy crudes
US4909927A (en) 1985-12-31 1990-03-20 Exxon Research And Engineering Company Extraction of hydrocarbon oils using a combination polar extraction solvent-aliphatic-aromatic or polar extraction solvent-polar substituted naphthenes extraction solvent mixture
US4715398A (en) 1986-10-30 1987-12-29 Cobe Laboratories, Inc. Liquid level control
JPS63243196A (ja) 1987-03-30 1988-10-11 Nippon Oil Co Ltd 重質油の軽質化法
US5164074A (en) 1987-03-30 1992-11-17 Houghton Thomas J Hydrodesulfurization pressure control
US4772157A (en) 1987-04-16 1988-09-20 Obermeyer Henry K Liquid level control system and method of operating the same
US5132007A (en) 1987-06-08 1992-07-21 Carbon Fuels Corporation Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity
US5198103A (en) 1987-06-08 1993-03-30 Carbon Fuels Corporation Method for increasing liquid yields from short residence time hydropyrolysis processes
US4761513A (en) 1987-07-01 1988-08-02 Uop Inc. Temperature control for aromatic alkylation process
US5021142A (en) 1987-08-05 1991-06-04 Mobil Oil Corporation Turbine oil production
US4917135A (en) 1988-02-29 1990-04-17 Magnetrol International Liquid level regulator device
US4853104A (en) 1988-04-20 1989-08-01 Mobil Oil Corporation Process for catalytic conversion of lube oil bas stocks
US5035793A (en) 1988-05-23 1991-07-30 Engelhard Corporation Hydrotreating catalyst and process
US4995961A (en) 1988-08-19 1991-02-26 Phillips Petroleum Company Process and apparatus for hydrogenating hydrocarbons
US5009770A (en) 1988-08-31 1991-04-23 Amoco Corporation Simultaneous upgrading and dedusting of liquid hydrocarbon feedstocks
US4880449A (en) 1988-11-09 1989-11-14 Elliott Turbomachinery Co., Inc. Compressor seal oil degassing tank vent gas recovery by method of level control
US4844117A (en) 1989-01-02 1989-07-04 Ncr Corporation Fluid level controller
US5312543A (en) 1989-07-18 1994-05-17 Amoco Corporation Resid hydrotreating using solvent extraction and deep vacuum reduction
US5589057A (en) 1989-07-19 1996-12-31 Chevron U.S.A. Inc. Method for extending the life of hydroprocessing catalyst
US4944863A (en) 1989-09-19 1990-07-31 Mobil Oil Corp. Thermal hydrocracking of heavy stocks in the presence of solvents
US5071540A (en) 1989-12-21 1991-12-10 Exxon Research & Engineering Company Coal hydroconversion process comprising solvent extraction and combined hydroconversion and upgrading
US5110450A (en) 1989-12-21 1992-05-05 Exxon Research And Engineering Company Coal extract hydroconversion process comprising solvent enhanced carbon monoxide pretreatment
US5336395A (en) 1989-12-21 1994-08-09 Exxon Research And Engineering Company Liquefaction of coal with aqueous carbon monoxide pretreatment
US5024750A (en) 1989-12-26 1991-06-18 Phillips Petroleum Company Process for converting heavy hydrocarbon oil
US5200063A (en) 1990-06-21 1993-04-06 Exxon Research And Engineering Company Coal hydroconversion process comprising solvent enhanced pretreatment with carbon monoxide
US5068025A (en) 1990-06-27 1991-11-26 Shell Oil Company Aromatics saturation process for diesel boiling-range hydrocarbons
US5110445A (en) 1990-06-28 1992-05-05 Mobil Oil Corporation Lubricant production process
US5013424A (en) 1990-07-30 1991-05-07 Uop Process for the simultaneous hydrogenation of a first feedstock comprising hydrocarbonaceous compounds and having a non-distillable component and a second feedstock comprising halogenated organic compounds
US5098452A (en) 1990-08-24 1992-03-24 E. I. Du Pont De Nemours And Company Method for controlling the level of solvent vapor in a vessel
US5120426A (en) 1990-12-21 1992-06-09 Atlantic Richfield Company Hydrocracking process
US5196116A (en) 1991-02-11 1993-03-23 University Of Arkansas Process for petroleum - wax separation at or above room temperature
US5620588A (en) 1991-02-11 1997-04-15 Ackerson; Michael D. Petroleum-wax separation
US5474668A (en) 1991-02-11 1995-12-12 University Of Arkansas Petroleum-wax separation
US5183556A (en) 1991-03-13 1993-02-02 Abb Lummus Crest Inc. Production of diesel fuel by hydrogenation of a diesel feed
US5178750A (en) 1991-06-20 1993-01-12 Texaco Inc. Lubricating oil process
US5827421A (en) 1992-04-20 1998-10-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution and no added silica
US5227552A (en) 1992-04-27 1993-07-13 Mobil Oil Corporation Process for hydrogenating alkenes in the presence of alkanes and a heterogeneous catalyst
EP0576982A1 (en) 1992-06-30 1994-01-05 Nippon Oil Co. Ltd. Process for converting heavy hydrocarbon oil into light hydrocarbon fuel
US5496464A (en) 1993-01-04 1996-03-05 Natural Resources Canada Hydrotreating of heavy hydrocarbon oils in supercritical fluids
WO1995009049A2 (en) 1993-09-30 1995-04-06 Uop Hydroprocessing catalyst and its use
US5928499A (en) 1993-10-01 1999-07-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution, median pore diameter by surface area, and pore mode by volume
US5379795A (en) 1993-12-07 1995-01-10 Shurflo Pump Manufacturing Co. Venting apparatus
US5968348A (en) 1994-05-16 1999-10-19 Texaco Inc. Hydroconversion process employing a phosphorus loaded NiMo catalyst with specified pore size distribution
JP3424053B2 (ja) 1994-09-02 2003-07-07 新日本石油株式会社 低硫黄低芳香族軽油の製造方法
US5655232A (en) 1995-06-07 1997-08-12 Buckwalter; James K. Fluid level control device and method
US5671603A (en) 1995-12-08 1997-09-30 The Perkin-Elmer Corporation Apparatus for controlling level of cryogenic liquid
US5958218A (en) 1996-01-22 1999-09-28 The M. W. Kellogg Company Two-stage hydroprocessing reaction scheme with series recycle gas flow
CN1077591C (zh) 1996-03-15 2002-01-09 加拿大石油公司 控制粒状添加剂的颗粒尺寸的重质烃油加氢处理
US5885534A (en) 1996-03-18 1999-03-23 Chevron U.S.A. Inc. Gas pocket distributor for hydroprocessing a hydrocarbon feed stream
US5881753A (en) 1996-05-13 1999-03-16 Bowling; Alan P. Passive fluid level controller
US5976353A (en) 1996-06-28 1999-11-02 Exxon Research And Engineering Co Raffinate hydroconversion process (JHT-9601)
US5935416A (en) 1996-06-28 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Raffinate hydroconversion process
ZA976733B (en) 1996-08-01 1998-03-03 Shell Int Research Hydrotreating process.
US5925239A (en) 1996-08-23 1999-07-20 Exxon Research And Engineering Co. Desulfurization and aromatic saturation of feedstreams containing refractory organosulfur heterocycles and aromatics
US5820749A (en) 1996-11-22 1998-10-13 Exxon Chemical Patents, Inc. Hydrogenation process for unsaturated hydrocarbons
US5705052A (en) 1996-12-31 1998-01-06 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage hydroprocessing in a single reaction vessel
SE508884C2 (sv) 1997-02-27 1998-11-16 Tetra Laval Holdings & Finance Metod att reglera nivån i en bufferttank
US5744025A (en) 1997-02-28 1998-04-28 Shell Oil Company Process for hydrotreating metal-contaminated hydrocarbonaceous feedstock
US5954945A (en) 1997-03-27 1999-09-21 Bp Amoco Corporation Fluid hydrocracking catalyst precursor and method
US5856261A (en) 1997-04-22 1999-01-05 Exxon Research And Engineering Company Preparation of high activity catalysts; the catalysts and their use
US7291257B2 (en) * 1997-06-24 2007-11-06 Process Dynamics, Inc. Two phase hydroprocessing
US6017443A (en) 1998-02-05 2000-01-25 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing process having staged reaction zones
US6299759B1 (en) 1998-02-13 2001-10-09 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing reactor and process with gas and liquid quench
US6312586B1 (en) 1999-09-27 2001-11-06 Uop Llc Multireactor parallel flow hydrocracking process
US7300567B2 (en) 2003-06-10 2007-11-27 Haldor Topsoe A/S Hydrotreating process

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3441498A (en) * 1967-03-15 1969-04-29 Atlantic Richfield Co Hydrogenation method and apparatus
US3798002A (en) 1969-12-16 1974-03-19 Westinghouse Electric Corp Computer control system for refining and hydrogenation of unsaturated hydrocarbons
US4755281A (en) * 1984-05-01 1988-07-05 Mobil Oil Corporation Countercurrent process with froth control for treating heavy hydrocarbons
JP2002506473A (ja) * 1997-06-24 2002-02-26 プロセス・ダイナミクス・インコーポレーテッド ２相水素化処理

Also Published As

Publication number Publication date
KR20130004386A (ko) 2013-01-09
KR20130004525A (ko) 2013-01-10
WO2006102534A3 (en) 2008-01-10
EP2290036A3 (en) 2011-03-09
CN101194001B (zh) 2013-03-13
SG160392A1 (en) 2010-04-29
BRPI0612172B1 (pt) 2016-02-10
WO2006102534A2 (en) 2006-09-28
CA2601995A1 (en) 2006-09-28
WO2006102534A8 (en) 2007-11-22
MX363126B (es) 2019-03-11
RU2411285C2 (ru) 2011-02-10
BRPI0612172A2 (pt) 2010-10-19
EP1861480A4 (en) 2009-09-16
JP5350778B2 (ja) 2013-11-27
EP1861480A2 (en) 2007-12-05
US20060144756A1 (en) 2006-07-06
JP2008534716A (ja) 2008-08-28
US7569136B2 (en) 2009-08-04
RU2007137780A (ru) 2009-04-27
MX2007011809A (es) 2007-12-06
EP2290036A2 (en) 2011-03-02
CA2817642A1 (en) 2006-09-28
CA2601995C (en) 2013-08-13
KR20070116263A (ko) 2007-12-07
CN101194001A (zh) 2008-06-04
SG160393A1 (en) 2010-04-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR101371913B1 (ko) 연속식 액체상 수소화처리 방법
US7291257B2 (en) Two phase hydroprocessing
US6123835A (en) Two phase hydroprocessing
KR100591598B1 (ko) 액체 퀀치를 이용한 수소화처리 반응기 및 방법
US5882505A (en) Conversion of fisher-tropsch waxes to lubricants by countercurrent processing
KR20030003012A (ko) 원유의 탈황 방법
JP2002506919A (ja) 逆水素流による複合水素転化プロセス
EP1394237A1 (en) Two phase hydroprocessing
AU2003200780B2 (en) Two phase hydroprocessing
US6623621B1 (en) Control of flooding in a countercurrent flow reactor by use of temperature of liquid product stream
MXPA99012108A (es) Hidroprocesamiento de dos fases

Legal Events

Date Code Title Description
N231 Notification of change of applicant
A201 Request for examination
E902 Notification of reason for refusal
A107 Divisional application of patent
E902 Notification of reason for refusal
E701 Decision to grant or registration of patent right
GRNT Written decision to grant
FPAY Annual fee payment

Payment date: 20170201

Year of fee payment: 4

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20180201

Year of fee payment: 5

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20190129

Year of fee payment: 6