TWI433922B - 在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法 - Google Patents

在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法 Download PDF

Info

Publication number
TWI433922B
TWI433922B TW097143554A TW97143554A TWI433922B TW I433922 B TWI433922 B TW I433922B TW 097143554 A TW097143554 A TW 097143554A TW 97143554 A TW97143554 A TW 97143554A TW I433922 B TWI433922 B TW I433922B
Authority
TW
Taiwan
Prior art keywords
reactor
liquid
gas
feed
fraction
Prior art date
Application number
TW097143554A
Other languages
English (en)
Other versions
TW200932889A (en
Inventor
Thierry Gauthier
Jan Verstraete
Simon Maget
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles
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 IFP Energies Nouvelles filed Critical IFP Energies Nouvelles
Publication of TW200932889A publication Critical patent/TW200932889A/zh
Application granted granted Critical
Publication of TWI433922B publication Critical patent/TWI433922B/zh

Links

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
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/24—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles
    • C10G47/26—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles suspended in the oil, e.g. slurries
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0042—Degasification of liquids modifying the liquid flow
    • B01D19/0052—Degasification of liquids modifying the liquid flow in rotating vessels, vessels containing movable parts or in which centrifugal movement is caused
    • B01D19/0057—Degasification of liquids modifying the liquid flow in rotating vessels, vessels containing movable parts or in which centrifugal movement is caused the centrifugal movement being caused by a vortex, e.g. using a cyclone, or by a tangential inlet
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1872—Details of the fluidised bed reactor
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/20—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium
    • B01J8/22—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid
    • 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
    • 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
    • C10G49/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen-generating compounds, not provided for in a single one of groups C10G45/02, C10G45/32, C10G45/44, C10G45/58 or C10G47/00
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • 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
    • C10G49/10—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 with moving solid particles
    • C10G49/12—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 with moving solid particles suspended in the oil, e.g. slurries
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00265—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling
    • B01J2208/00283—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling involving reactant liquids
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00548—Flow
    • B01J2208/00557—Flow controlling the residence time inside the reactor vessel

Landscapes

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

Description

在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法
本發明係關於以沸騰床模式實施之石油饋料加氫轉化方法。特別地，該方法允許直接處理粗饋料，因此可將其併入習用精煉流程中。其亦可改進加氫轉化反應實踐。
以沸騰床模式實施之重質饋料加氫轉化法已使用了超過50年且人們已在許多專利及出版物之標的中對其進行多次改進。
1968年，S.B. Alpert等人在文獻美國專利第US-3,412,010號中闡述一種方法，其中在佈置於觸媒床下之分配箱中將饋料與氫一起進給至反應器底部，並與部分自觸媒床下游抽出之再循環液體混合。
最近，Rana等人之論文(Fuel,86,1216-1231,2007)闡述用於渣油加氫轉化之方法及沸騰床反應器之作業條件特徵。
大量專利闡述，將烴類饋料與氫一起引入且在容許觸媒流化並因此使觸媒床膨脹之速率條件下使流體以上升模式流經觸媒床。後一條件亦可藉由使循環液體餾分在再循環管線中再循環來提供，且再循環幫浦可使液體再注入反應器底部。更詳細內容尤其闡述於以下文獻中：美國專利第US-6,153,087號、美國專利第US-6,436,279號、美國專利第US-3,412,010號、美國專利第US-4,792,391號及美國專利第US-4,990,241號。
在該等文獻中應注意，文獻美國專利第US-4,792,391號及第US-4,990,241號中之圖1全面闡述將饋料及氫注入反應器底部。
此外，文獻英國專利第GB-2,126,494號闡述容許將氣體及液體注入反應器底部之具體裝置。
此外，美國專利第US-6,280,606號闡述原油常壓蒸餾後真空蒸餾所得烴類餾分之轉化方法。原油蒸餾使得可分離真空餾出物(VD)與減壓渣油(VR)，其隨後可在沸騰床反應器中分別進行加氫處理及加氫轉化。進給至加氫轉化反應器中之饋料在處理條件下實質上為液體。
當精煉者期望升級含大量重質餾分之原油時，較佳經由適度轉化及部分脫硫來升級重質原油從而使經此處理之原油更易於併入習用精煉流程中。該作業係在生產場所附近經由常壓蒸餾、真空蒸餾及加氫轉化作業之組合來實施，但使用習用成套精煉設備實施該組合非常昂貴。因此，在若干情形下，較佳的做法是在加氫轉化製程上游不實施蒸餾作業。
申請者已發現，可提供在加氫轉化條件下容許對含有大量可氣化餾分之重質饋料實施沸騰床加氫轉化之新方法，此方法不需對饋料實施初始上游分餾且不需要改變加氫轉化反應器之作業條件。
本發明之方法既將待處理饋料注入沸騰床加氫轉化反應器頂部之塔頂氣體中，亦使用反應器內部裝置來分離可氣化餾分與液體餾分。
本發明之方法可有利地用於石油饋料加氫轉化中，特別用於直接處理(即該方法上游無蒸餾階段)含大量(高於10重量%)沸點溫度低於340℃之化合物餾分的原油。
本發明之方法尤其適用於加氫轉化較佳在原油生產井出口溫度及壓力條件下閃蒸後脫鹽之原油。
本發明係關於使用至少一個沸騰床反應器之加氫轉化方法，其中在該反應器頂部向塔頂氣體中實施饋料注入，且該方法包括在反應器內部將該饋料分離成氣態餾分及液體餾分。
液體餾分進行加氫轉化反應且在反應器頂部以氣態形式提取氣態餾分與經加氫轉化之液體流出物。
本發明亦係關於可實踐該方法之反應器。
本發明之標的係在沸騰床反應器中加氫轉化重質石油饋料之方法，其包含：
a)在反應器頂部將該饋料注入塔頂氣體中，
b)在反應器溫度及壓力條件下在反應器內將該饋料分離成氣態餾分及液體餾分，
c)在該反應器中，在介於3至50MPa範圍內之絕對壓力、介於300℃至550℃之間之溫度、介於0.05-5h-1 之間之時空速率等條件下，使該液體餾分與至少一種加氫轉化觸媒及氫接觸，並獲得經加氫轉化之流出物，
d)在反應器頂部提取該氣態餾分與部分經加氫轉化流出物，
e)再循環未經提取加氫轉化流出餾分。
在本發明範圍內處理之饋料係含有至少30重量%沸點溫度高於350℃之化合物、以及大量輕質餾分(亦即至少10重量%沸點溫度低於340℃之化合物)之石油饋料。
一般而言，饋料之總金屬含量高於50重量ppm、或甚至100重量ppm，且總含硫量高於2重量%。
較佳地，經處理饋料含有大量減壓渣油以使至少20重量%之化合物具有高於540℃之沸點溫度。更佳地，饋料含有至少40重量%之沸點溫度高於540℃之化合物。
其可選自：
-　真空餾出物，
-　常壓渣油，
-　減壓直接蒸餾渣油，
-　脫瀝青渣油，
-　來自諸如焦化等轉化方法之渣油，
-　原油，尤其係阿拉伯輕質原油、阿拉伯重質原油、
烏拉爾(Ural)原油、祖瓦塔(Zuata)原油、波斯坎(Boscan)原油、阿薩巴斯卡(Athabasca)原油、奎托(Kuito)原油及杜裏(Duri)原油，
-　自油頁岩或瀝青砂沈積物提取之瀝青，
-　由固定床加氫轉化產生之液體饋料，例如由本申請者開發之HYVAHL重質原油處理方法獲得之彼等，
-　由沸騰床重質原油加氫處理方法產生之液體饋料，例如由HOIL方法產生之彼等，
-　溶劑脫瀝青油，例如使用丙烷、丁烷或戊烷脫瀝青之彼等，
-　通常藉由對來自H-OIL或HYVAHL方法之減壓直接蒸餾渣油或減壓渣油實施脫瀝青而獲得之瀝青(單獨或混合物)，其可單獨存在或經選自由以下組成之群之含烴餾分或含烴餾分之混合物稀釋：輕循環油(LCO)、傾析油(DO)、裂解方法產生之殘餘餾分(其可含有觸媒微細懸浮液(稱為漿液)及粗柴油餾分，尤其係藉由真空蒸餾獲得之彼等，通常稱為減壓粗柴油(VGO))。
較佳地，饋料為原油。
饋料亦可由任何比例之該等不同餾分之混合物所組成。
饋料亦可含有：
-　來自催化裂解之粗柴油及重質粗柴油油份，通常具有自約150℃至約370℃、或600℃或高於600℃之蒸餾間隔，
-　在潤滑油製造範疇內獲得之芳香族提取物，
-　生物質處理方法流出物。
在反應器頂部將饋料注入塔頂氣體之一主要益處係，可在不實施沸騰床加氫轉化區上游之蒸餾階段之情況下直接處理含大量輕質產物餾分之石油饋料。
在反應器頂部將饋料注入塔頂氣體之另一益處係防止可氣化餾分在反應器溫度及壓力條件下與觸媒床接觸並因此在觸媒與液相之間達成更高接觸效率，因為轉化及脫硫反應實質上在液相中發生。
因此可優化反應器作業條件並使用與以習用方式實施饋料注入相同之觸媒比例來達成更高轉化程度，或以更低比例觸媒達成相同轉化程度。
與饋料注入位置相關聯之另一重要益處係藉由限制反應器內氣體之存在來方便反應器作業。實際上，若氣體所佔體積分數過高，則觸媒流化品質降低且由此導致觸媒床膨脹減弱。通常可取的是將床內氣體滯留限制於20-30體積%內。
限制觸媒床內氣體滯留產生之另一益處係限制反應器內發泡風險，因為發泡對反應器作業及觸媒床沸騰控制有害。
根據本發明之方法，如圖2所示，將擬處理之饋料在反應器頂部注入塔頂氣體中高於液位處。藉助下文所述之專用裝置藉由汽化將該饋料分離成氣態餾分與液體餾分，僅對該液體餾分實施加氫轉化。迅速將氣態餾分提取出反應器。在反應器溫度及壓力條件下，氣態餾分一般指饋料之540℃-餾分(540℃-：沸點溫度低於540℃之化合物)的10-80重量%，且較佳指540℃-餾分的20-70%。
一般在反應器中盡可能高之位置實施饋料注入以免受液位波動影響，較佳地高於液位至少0.5米且更佳地高於液位至少1米。
可經由通入反應器內之單孔實施注入，但多點注入(例如藉助多孔環)亦適用。
徑向注入位置之益處尚未確定且因此可經由貫穿管透過壁並在反應器中央實施注入。
在注入反應器之上游階段，視情況將饋料與補料氫或富氫再循環氣體混合。實際上較佳(但非必要)以氫使饋料飽和以防止化合物熱降解並優化閃蒸條件。
在至少一個三相反應器中，在氫與至少一種習用沸騰床加氫轉化顆粒狀觸媒存在下實施加氫轉化。該觸媒可包含至少一種VIII族金屬(例如鎳及/或鈷)，最常見的是與至少一種VIB族金屬(例如鉬)組合。例如可使用在含有較佳選自由氧化鋁及二氧化矽組成之群之無機氧化物的支撐物上包含0.5-10重量%鎳或鈷、較佳1-5重量%鎳或鈷(以氧化鎳或氧化鈷表示)、及1-30重量%鉬、較佳5-20重量%鉬(以氧化鉬MoO3 表示)之觸媒。該觸媒最常以擠出物或球形式使用，較佳地擠出物長度在1至10mm範圍內且直徑在0.7至1.5mm範圍內。
加氫轉化反應包含至少一個自該反應器抽出觸媒之構件及至少一個向該反應器供應新鮮補料觸媒之構件。經由(例如)以固定時間間隔(即例如藉由每天添加)在反應器底部逐步抽取(週期性或連續性)舊觸媒並在反應器頂部逐步引入(週期性或連續性)新鮮或新觸媒來以新鮮觸媒取代部分舊觸媒。新鮮觸媒取代舊觸媒之比率可為(例如)約0.05kg至約10kg/立方米饋料。該逐步抽取及取代可藉助允許連續運行該加氫轉化階段之裝置來實施。反應器通常包含再循環幫浦，其藉由使自反應器頂部抽出並在反應器底部再注入之至少部分液體連續再循環而使觸媒維持在沸騰床條件下。
反應器通常在3-50MPa、較佳地8-20MPa之絕對壓力下，在介於300℃至550℃、較佳地介於380℃至450℃之間之溫度範圍內作業。液時空速(LHSV)及氫分壓係根據擬處理饋料特徵及期望轉化選擇之重要因素。最經常地，LHSV在0.05-5h-1 範圍內，較佳地在0.2-1h-1 範圍內。通常，氫分壓在4.5到40MPa範圍內，較佳地在5至15MPa範圍內。氫消耗通常在120至500Nm3 /m3 饋料範圍內。
在該等條件下，沸點溫度高於540℃之餾分向較輕產物(尤其係汽油及粗柴油)之轉化率通常在25至90重量%範圍內，較佳地在50至70重量%範圍內。
加氫脫硫率通常在40至90重量%範圍內，較佳地在60至80重量%範圍內。
本發明所述之方法係用於單一沸騰床反應器，但其可有利地用於相同類型反應器序列之情形，該序列在轉化與脫硫方面可改良該方法性能。串聯反應器數目通常為1-3個，更佳地為2個。因此，當若干反應器按串聯佈置且在各反應器頂部注入饋料時，有利地可在(例如)本發明申請者所申請美國專利第US-6,270,654號中所述級間氣液分離器不存在之情況下實踐本發明，且慮及反應之更深入狀態時更是如此，此乃因引入第一反應器下游反應器中之饋料含有之可氣化餾分多於第一反應器饋料(在過程條件下)。
當反應器串聯佈置時，則反應器頂部提取出之流出餾分可補充下一反應器之饋料。
為提高處理容量，亦可考慮使用若干串聯反應器平行系列。
較佳地，本發明之方法不包含上游蒸餾階段。
閱讀下文圖1及2所示非限制性實施例實例之說明後可瞭解本發明標的。
圖1顯示先前工藝之沸騰床加氫轉化方法，而圖2顯示本發明之方法。
在圖1中，將通常預加熱至介於300℃至500℃之間溫度之新鮮饋料(20)進料至觸媒床(100)上游之反應器(1)中。其與可預加熱至100℃至1000℃溫度範圍內之氫(10)混合，後者可與主要由H2 組成之再循環氣態流出物及內部再循環液體(30)混合。混合物經由構件(7)(例如由多孔板組成之分配板；或含有帶蓋管組之板，其中氣液混合物在管組中流動)分配於反應器(1)之截面上。在反應器中液體表面速率大大超過觸媒粒子(一般為直徑1mm，長度在2-10mm範圍內之擠出物)流化的最小速率。其顯著低於處理條件下氣體存在時粒子輸送之最小速率。最佳地將流化速率調節至使觸媒床可膨脹10-50體積%，較佳地20-40體積%。由氫及在處理條件下汽化之反應產物或饋料組份組成之液相及氣相流經觸媒床(100)。若在處理條件下汽化之反應產物或饋料組份比例很大，則反應器中氣體所佔空間增大且其可超出反應區體積分數之20-30%。從而液體所佔體積分數下降，因此限制了性能。
脫離區(110)中觸媒量極有限且僅依賴於觸媒床中較小粒子之挾帶，該脫離區佈置於觸媒床(100)之上，其高度係由所用觸媒存量及流化條件來決定。隨後氣液混合物流經由(例如)螺旋管組成之氣液分離器(3)，從而使得可引導混合物發生離心。液體離開周邊之該等管並溢流至脫氣容器或再循環杯(4)中，其中液體速率很低以使氣泡向上脫離。由此使該容器(或杯)中之大部分液體經由再循環管線(30)再循環至幫浦構件(2)中。該等幫浦構件使得可提供足夠大的液體再循環流速以在反應區中維持最佳流化速率。一般而言，再循環液流相當於新鮮饋料流速之約2-10倍，較佳地3-6倍。
在由元件(3)與(4)組成之分離系統中經脫氣氣體餾分與未經由管線(30)再循環之液體餾分一起經由內陷導管(6)、經由側面開口(5)離開反應器。
除饋料(20)係在反應器頂部引入塔頂氣體中外，圖2(本發明之方法)包含圖1之各元件。在圖2中，未顯示可改進氣態餾分與隨後輸送至觸媒床(100)中之液體之分離的裝置。
本發明亦係關於在觸媒、氣體及液體存在下及在沸騰床條件下作業而使得可實踐本發明方法之反應器，其包含：
-　含有沸騰床反應區(100)及位於頂部之塔頂氣體(500)的圍壁(1)，
-　佈置於該圍壁頂部並通入該圍壁塔頂氣體(500)中之饋料遞送管線(20)，
在該圍壁內部及在其上部部分中自反應區分離塔頂氣體之液體收集構件(4)，其配備有連接塔頂氣體(500)與反應區(100)之氣液分離器(3)，-　連接至該構件(4)之再循環管線(30)，其使該構件中所含液體再循環至圍壁底部，
-　可在圍壁頂部提取出未再循環經轉化液體及氣體之導管(6)，
-　圍壁底部之氣體遞送管線(10)，較佳地該氣體為氫。
有利地，反應器包含至少一個分離構件(400)，其定位於塔頂氣體中及與管線(20)相對，並有助於分離饋料中之氣態餾分與液體餾分。
較佳地，該構件(400)係選自分配板、結構化填充物、多孔板或格柵，且由於操作簡便因而較佳使用板。
該分離構件(400)尤其有利地與循環構件相互配合以將液體饋料直接輸送至再循環管線(30)中。
一般而言，分離構件(400)較佳地為饋料衝擊於其上之板(通常為多孔板)，其定位於塔頂氣體中，且其與包含形成構件(400)外延之壁(410)之循環構件相互配合以將饋料輸送至收集構件周邊及收集構件內所提供導管(250)中以將饋料引向再循環管線(30)中。
有利地，氣液分離器(3)包含氣液入口(31)、流體旋轉裝置(32)、定位於液體出口(35)上方之氣體出口(34)，該液體出口係與氣液入口(31)及氣體出口(34)成偏心關係。
較佳地，管線(20)定位於液位之上至少0.5m處，或液位之上至少1m處。
較佳地，收集構件(4)實質上佈置於圍壁之整個橫截面上，且其部分浸沒於液體中。
在較佳實施例中，導管(250)由收集構件(4)之壁(200)及連接至壁(410)之壁(300)來界定，且其包含開口(320)以使含於收集構件(4)中之液體可流入再循環管線(30)中。
因此，反應器有利地包含至少一個有助於分離饋料中之氣態餾分與液體餾分並將該液體餾分輸送至反應區(100)之構件。該構件佈置於圍壁之塔頂氣體中且其可為熟習此項技術者已知有利於形成介面區域及氣液接觸之任何構件，例如多孔板、蒸餾板、結構化填充物或格柵。較佳地，首先將經分離液體餾分輸送至反應器周邊，之後盡可能直接地將其輸送至再循環管線(30)中從而將其引入反應區，此旨在防止過多未經轉化液體餾分流經端口(5)及導管(6)。
如(例如)文獻歐洲專利第EP-1,275,425號中所述收集構件(4)或再循環杯一般"鄰接"圍壁(1)之側壁，但鑒於熱膨脹現象從而可存在間隙，且因此某些液體餾分可經由該間隙流向反應區。
現在將根據圖3及4闡述該反應器，其展示本發明兩個非限制性具體實施例。為使闡述不至過於繁瑣，圖3及4僅展示與本發明相關反應器之上部部分，其下部部分已闡述於其他方面中。在下文闡述中亦提及圖1及2之元件。
其包含配備管線(20)之圍壁(1)，該等管線佈置於圍壁頂部並通入反應器塔頂氣體(500)中。管線(20)使得可供應預加熱至通常介於200℃至500℃之間之溫度、並視情況與補料氫或富氫再循環氣體混合的饋料。管線(20)較佳地定位於收集構件或再循環杯(4)中液位之上至少0.5m處，更佳地該液位之上至少1m處。
饋料遞送管線(20)將饋料輸送至至少一個構件(400)中，該構件一方面有助於使饋料可氣化餾分與存在於反應器塔頂氣體中之氣相(500)接觸，另一方面有助於藉助將液體饋料再引入圍壁底部之再循環管線(30)來將饋料液體餾分輸送至觸媒床。
該構件(400)可為熟習此項技術者已知有助於形成介面區域及氣液接觸之任何構件，且其可為(例如)蒸餾板、結構化填充物、多孔板或格柵。
其通常佈置於管線(20)出口對面從而使饋料衝擊於其上。
根據圖4之具體實施例，以有利非限制性方式展示之構件為面向管線(20)且使得可有利於饋料氣態餾分與氣相(500)之間接觸之無頂錐形多孔板(400)。有利地，饋料液體餾分滴流至板(400)上且隨後藉助引導反應器周邊液體餾分之擋板或壁(410)引導其流向反應區，且其隨後流入由屬於再循環杯之壁(200)及形成壁(410)外延之壁(300)界定之導管(250)中。導管(250)將(未轉化)液體載至內部液體再循環管線(30)，隨後載至再循環幫浦(2)，該幫浦是的可將液體重新注入反應器底部並可將觸媒維持於觸媒床(100)內之沸騰床條件下。組合板(400)、壁(410)及壁(300)之元件以旋轉對稱方式界定一富含加氫轉化液體並與導管(250)連通之區域(350)，從而將未轉化液體經由開口(320)運送至再循環管線(30)。
如圖3及4所示，使再循環管線(30)運載之液體與經由分配構件(7)下部管線(10)注入之氫接觸，其流經觸媒床(100)並在與其接觸時進行反應。在觸媒床出口處，含反應產物之液體與含未消耗氫及其他氣體之氣體餾分流經基本上不含觸媒之區域(110)(且其與氣相之界面具體化為再循環杯(4)中之平面(1000))，隨後其流入氣液分離器(3)中，該分離器包含氣液入口(31)、(有利地)流體旋轉裝置(32)(例如，其可為螺旋狀物)、佈置於液體出口(35)之上的氣體出口(34)，該液體出口相對於氣液入口(31)及氣體出口(34)成偏心關係。氣體佔據塔頂氣體(500)空間且其係經端口(5)隨後經導管(6)而自反應器排放。端口(5)與導管(6)排放來自反應區之氣體及未與觸媒床接觸之饋料的氣態餾分。來自液體出口(35)之實質上經脫氣之液體保留於再循環杯之區域(350)中，其中脫氣繼續進行且其部分與氣體一起被吸收，且其經端口(5)、隨後經導管(6)離開反應器。剩餘液體穿過開口(320)且其與來自導管(250)之液體混合，之後經由再循環管線(30)再循環至反應區中。
此處所述亦可抽取經轉化液體之氣體抽取構件(5、6)係尤其有利之實施例。任何其他氣體抽取構件或任何其他經轉化液體抽取構件無論分離與否均合適。
在圖4中，再循環杯(4)中用於產生液體饋料循環空間(250)之擋板(410)及其外延亦極有利。然而，不含擋板、或擋板不外延亦係可能的實施例，儘管效率較低。構件(400)亦為可選構件，但缺少其會導致性能降低。
雖然並未在圖中展示，但該加氫轉化反應器亦包含至少一個用於自該反應器抽取觸媒之構件及至少一個用於向該反應器供應新鮮補料觸媒之構件。
本發明之範疇係由以下實例來說明。
實例
用於該實例之饋料係阿拉伯重質原油之C5+餾分(C5+ARBH)。C1至C4氣體在先前階段(通常在井出口處水/氣體/油分離時)已經移除。該饋料之主要特性如表1所示。
在單沸騰床類型反應器中模擬加氫轉化反應，該反應器尺寸與工業反應器之彼等類似，通常直徑為4.5m。所用觸媒為包含4.5重量% NiO及10重量%之MoO3 的鋁支撐鎳-鉬觸媒且所有模擬所用觸媒量相等。鋁載體係圓柱狀擠出物。作業條件(溫度、壓力)設定為435℃及160巴(16MPa)。補料氫純度為95體積%。
調整新鮮饋料與氫流速以達成等於130巴(13MPa)之氫分壓及反應器內20%之氣體滯留(或氣體所佔體積分數)。在第1模擬情形下，其中根據先前技術在反應器底部實施饋料注入，如圖1(管線20)所示，可觀察到在235,000kg/h之C5+ARBH饋料流速及10,700kg/h之氫流速下可達成該等氣體滯留與氫分壓值。反應器LHSV被定義饋料體積流速與反應器體積之比率，其為0.54h-1 。則沸點高於540℃之產物的淨質量轉化率為55.5%。在適宜觸媒更新條件下，所達成HDS為79.4%。
為對實踐本發明提供之增益進行定量，吾人模擬其中將相同量饋料經由圖2之管線(20)進料至反應器塔頂氣體中之情形。模擬條件如下：饋料首先在反應器條件(435℃-16MPa)下與來自反應區且流經氣液分離器(210)之氣體一起閃蒸。可觀察到所引入新鮮饋料的21.1重量%汽化。該氣態餾分繞過反應區並將其提取出反應器。在該等條件下，計算表明對於相同尺寸及供應相同饋料之反應器，在相同流速及在相同作業條件下總體性能可顯著提高。事實上，關於沸點溫度高於540℃之化合物之轉化率可觀察到極顯著增益(11.1%)。關於加氫脫硫，相對於第一模擬在反應器邊界總共觀察到3.7%之總HDS增益。亦可注意到，反應區內新氣體體積分數為18%，其小於反應器底部注入模擬中之分數並為可能更嚴格條件及甚至更進一步提高性能留出一定餘地。
此外，在第二模擬中液體饋料之540℃+濃度更高，其使得較重化合物(>540℃+)可獲得更佳轉化率。採用反應器底部注入(與本發明不一致之第一模擬)與反應器頂部注入(根據本發明實施之第二模擬)之兩次模擬之結果概括於表2中。
本發明之益處亦可根據容量來定量。因此藉由計算閃蒸後注入反應區之液體流速同時保持20%氣體體積分數來實施第三模擬(3號)。作業條件與先前模擬相同(435℃-16MPa)。調節氫流速以達成13MPa之氫分壓。使允許重新達成反應器入口流速之閃蒸計算條件保持與第二模擬中之彼等相同。
表3中給出第三模擬之結果且與第一模擬作比較。可看出經處理C5+ARBH饋料之流速可自235,000kg.h(與本發明不一致之第一模擬)變化至254,920kg/h(根據本發明實施之第三模擬)，亦即質量增益為8.5%。實踐本發明方法可產生更佳性能：540℃+轉化率提高8.4%且HDS提高2.2點。
1．．．圍壁
2．．．幫浦構件
3．．．氣液分離器
4．．．液體收集構件/再循環杯
5．．．端口
6．．．導管
7．．．分配構件
10．．．氣體遞送管線
20．．．饋料遞送管線
30．．．再循環管線
31．．．氣液入口
32．．．流體旋轉裝置
34．．．氣體出口
35．．．液體出口
100．．．沸騰床反應區/觸媒床
110．．．脫離區
200．．．壁
210．．．氣液分離器
250．．．導管
300．．．壁
320．．．開口
350．．．再循環杯區域
400．．．分離構件
410．．．壁
500．．．塔頂氣體
1000．．．平面
圖1顯示先前工藝之沸騰床加氫轉化方法。
圖2顯示本發明之沸騰床加氫轉化方法。
圖3與4各顯示本發明之實施例。其僅展示本發明相關反應器之上部部分。
1．．．圍壁
2．．．幫浦構件
3．．．氣液分離器
4．．．液體收集構件/再循環杯
5．．．端口
6．．．導管
7．．．分配構件
10．．．氣體遞送管線
20．．．饋料遞送管線
30．．．再循環管線
100．．．沸騰床反應區/觸媒床
110．．．脫離區
500．．．塔頂氣體

Claims (22)

  1. 一種在至少一個沸騰床反應器中加氫轉化石油饋料之方法，其包含：a)將該饋料在該反應器頂部注入塔頂氣體中，b)在該反應器之溫度及壓力條件下，在該反應器內將該饋料分離成氣態餾分及液體餾分，c)在該反應器中，在3至50MPa範圍內之絕對壓力、300℃至550℃範圍內之溫度、0.05至5h-1 範圍內之時空速率等條件下，使該液體餾分與至少一加氫轉化觸媒及氫接觸，而獲得經加氫轉化之流出物，d)在該反應器頂部提取出該氣態餾分與部分經加氫轉化之流出物，e)再循環該未經提取之經加氫轉化的流出物部分。
  2. 如請求項1之方法，其中該石油饋料含有至少30重量%沸點溫度高於350℃之化合物及至少10重量%沸點溫度低於340℃之化合物。
  3. 如請求項1或2之方法，其中該石油饋料含有至少20重量%沸點溫度高於540℃之化合物。
  4. 如請求項1或2之方法，其中該石油饋料為原油。
  5. 如請求項1或2之方法，其不包含位在該方法上游之蒸餾階段。
  6. 如請求項1或2之方法，其中該串聯反應器之數目係在1-3之範圍內。
  7. 如請求項6之方法，其中該串聯反應器之數目為2。
  8. 如請求項1或2之方法，其中加氫轉化係在3至50MPa範圍內之絕對壓力、300℃至550℃範圍內之溫度下、以0.05-5h-1 範圍內之時空速率操作。
  9. 如請求項8之方法，其中加氫轉化係在8至20MPa範圍內之絕對壓力、380℃至450℃範圍內之溫度下、以0.2-1h-1 範圍內之時空速率操作。
  10. 如請求項1或2之方法，其中該加氫轉化觸媒含有至少一種VIII族金屬。
  11. 如請求項10之方法，其中該加氫轉化觸媒含有0.5-10重量%之鎳或鈷及1-30重量%之鉬。
  12. 氣體及液體之存在下在沸騰床條件下操作之反應器，其包含：-含有沸騰床反應區(100)及位於頂部之塔頂氣體(500)之圍壁(1)，-佈置於該圍壁頂部並通入該圍壁塔頂氣體(500)中之饋料遞送管線(20)，-在該圍壁內部及在其上部部分中自反應區分離塔頂氣體之液體收集構件(4)，其配備連接塔頂氣體(500)與反應區(100)之氣液分離器(3)，-連接至該構件(4)之再循環管線(30)，其使包含於該構件中之液體再循環至該圍壁底部，-使得可在該圍壁頂部提取出未再循環經轉化液體及氣體之導管(6)，-佈置於該圍壁底部之氣體遞送管線(10)。
  13. 如請求項12之反應器，其包含至少一個定位於該塔頂氣體中及與管線(20)相對之分離構件(400)，其有助於分離該饋料中之氣態餾分與液體餾分。
  14. 如請求項13之反應器，其中該分離構件(400)係選自分配板、結構化填充物、板、格柵。
  15. 如請求項13之反應器，其中該分離構件(400)與循環構件相互配合用於將該液體饋料直接輸送至再循環管線(30)中。
  16. 如請求項13之反應器，其中該饋料衝擊於其上之分離構件(400)係定位於該塔頂氣體中，且其與該包含形成構件(400)外延之壁(410)之循環構件相互配合以將該饋料輸送至該收集構件周邊及設置於該收集構件內之導管(250)中以引導該饋料流向再循環管線(30)。
  17. 如請求項16之反應器，其中構件(400)為板。
  18. 如請求項12或13之反應器，其中氣液分離器(3)包含氣液入口(31)、旋轉該流體之裝置(32)、定位於液體出口(35)上方之氣體出口(34)，該液體出口係與氣液入口(31)及氣體出口(34)成偏心關係。
  19. 如請求項12或13之反應器，其中管線(20)係定位於液位上方至少0.5m處。
  20. 如請求項19之反應器，其中管線(20)係定位於該液位上方至少1m處。
  21. 如請求項12或13之反應器，其中收集構件(4)係佈置在該圍壁之實質上整個橫截面上，且其部分浸沒於該液體中。
  22. 如請求項16之反應器，其中導管(250)係由收集構件(4)之壁(200)及連接至壁(410)之壁(300)界定，且其包含使該含於收集構件(4)中之液體可流入再循環管線(30)中之開口(320)。
TW097143554A 2007-11-12 2008-11-11 在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法 TWI433922B (zh)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR0707930A FR2923490B1 (fr) 2007-11-12 2007-11-12 Procede d'hydroconversion de charges lourdes en lit bouillonnant avec injection de la charge en tete de reacteur

Publications (2)

Publication Number Publication Date
TW200932889A TW200932889A (en) 2009-08-01
TWI433922B true TWI433922B (zh) 2014-04-11

Family

ID=39494641

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
TW097143554A TWI433922B (zh) 2007-11-12 2008-11-11 在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法

Country Status (11)

Country Link
US (1) US8961778B2 (zh)
EP (1) EP2209873B1 (zh)
AT (1) ATE513893T1 (zh)
CA (1) CA2702975C (zh)
FR (1) FR2923490B1 (zh)
MX (1) MX2010005038A (zh)
PL (1) PL2209873T3 (zh)
RU (1) RU2469071C2 (zh)
SA (1) SA08290719B1 (zh)
TW (1) TWI433922B (zh)
WO (1) WO2009092877A1 (zh)

Families Citing this family (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2923490B1 (fr) 2007-11-12 2009-12-18 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydroconversion de charges lourdes en lit bouillonnant avec injection de la charge en tete de reacteur
FR3000097B1 (fr) * 2012-12-20 2014-12-26 Ifp Energies Now Procede integre de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
US20140221713A1 (en) * 2013-02-04 2014-08-07 Lummus Technology Inc. Residue hydrocracking processing
US9650312B2 (en) 2013-03-14 2017-05-16 Lummus Technology Inc. Integration of residue hydrocracking and hydrotreating
FR3027911B1 (fr) * 2014-11-04 2018-04-27 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydrocraquage en lit bouillonnant, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments
FR3045649A1 (fr) * 2015-12-21 2017-06-23 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydrocraquage en lit bouillonnant integrant un systeme de tri de catalyseur
CN109516518B (zh) * 2018-12-11 2023-09-29 华北水利水电大学 一种用于生物制氢过程含气高粘度液体的气液分离装置
CA3163799A1 (en) * 2020-01-13 2021-07-22 Cassandra Schoessow Slurry phase reactor with internal vapor-liquid separator
US20240157274A1 (en) * 2022-11-16 2024-05-16 Chevron U.S.A. Inc. Gas-liquid separation device for an ebullated bed reactor

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3888761A (en) * 1970-11-12 1975-06-10 Cities Service Res & Dev Co H-oil process
RU2173696C2 (ru) * 1996-09-23 2001-09-20 Каталитик Дистиллейшн Текнолоджиз Способ гидроконверсии
US5705052A (en) * 1996-12-31 1998-01-06 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage hydroprocessing in a single reaction vessel
FR2773814B1 (fr) * 1998-01-16 2001-04-27 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres en lit bouillonnant, avec ajout de catalyseur pre-conditionne
US6280606B1 (en) * 1999-03-22 2001-08-28 Institut Francais Du Petrole Process for converting heavy petroleum fractions that comprise a distillation stage, ebullated-bed hydroconversion stages of the vacuum distillate, and a vacuum residue and a catalytic cracking stage
RU2173575C1 (ru) * 2000-06-05 2001-09-20 Галимов Жамиль Файзуллович Реактор для каталитического крекинга углеводородного сырья
US6755962B2 (en) * 2001-05-09 2004-06-29 Conocophillips Company Combined thermal and catalytic treatment of heavy petroleum in a slurry phase counterflow reactor
US7247235B2 (en) * 2003-05-30 2007-07-24 Abb Lummus Global Inc, Hydrogenation of middle distillate using a counter-current reactor
ES2585891T3 (es) * 2004-04-28 2016-10-10 Headwaters Heavy Oil, Llc Métodos y sistemas de hidroprocesamiento en lecho en ebullición
FR2923490B1 (fr) 2007-11-12 2009-12-18 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydroconversion de charges lourdes en lit bouillonnant avec injection de la charge en tete de reacteur

Also Published As

Publication number Publication date
WO2009092877A1 (fr) 2009-07-30
CA2702975C (fr) 2016-05-31
FR2923490A1 (fr) 2009-05-15
TW200932889A (en) 2009-08-01
RU2010123789A (ru) 2011-12-20
US8961778B2 (en) 2015-02-24
SA08290719B1 (ar) 2012-03-24
PL2209873T3 (pl) 2011-10-31
MX2010005038A (es) 2010-05-27
EP2209873B1 (fr) 2011-06-22
FR2923490B1 (fr) 2009-12-18
RU2469071C2 (ru) 2012-12-10
US20110036752A1 (en) 2011-02-17
ATE513893T1 (de) 2011-07-15
CA2702975A1 (fr) 2009-07-30
EP2209873A1 (fr) 2010-07-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
TWI433922B (zh) 在反應器頂部注入饋料之重質饋料沸騰床模式加氫轉化方法
JP5651281B2 (ja) 硫黄含有量が非常に少ない中間留分の製造を伴う沸騰床での重質石油フラクションの転化方法および装置
US9982203B2 (en) Process for the conversion of a heavy hydrocarbon feedstock integrating selective cascade deasphalting with recycling of a deasphalted cut
TWI691591B (zh) 用於生產燃油之包含加氫處理步驟、加氫裂解步驟、沉澱步驟及分離沉澱物步驟之進料轉化方法
KR102447843B1 (ko) 낮은 침전물 함량을 갖는 연료 오일의 제조를 위한, 고정층 수소 처리 단계, 부유층 히드로크래킹 단계, 성숙 단계 및 침전물 분리 단계를 포함하는 석유 공급원료의 전환 방법
CN101553555B (zh) 重质原料全部转化为蒸馏物的方法
JP7126443B2 (ja) 適時原料を用いる改良型沸騰床リアクター
KR102505534B1 (ko) 오염 침전물이 적은 업그레이드된 에뷸레이티드 베드 반응기
US8956528B2 (en) Slurry bed hydroprocessing and system using feedstock containing dissolved hydrogen
JP7126442B2 (ja) プラスチック二次加工製品の生産速度が上昇した改良型沸騰床リアクター
US10358610B2 (en) Process for partial upgrading of heavy oil
JP2013544923A (ja) 液体フル反応器での重質炭化水素原料の水素処理
CN104995284B (zh) 将选择性脱沥青与脱沥青油再循环整合以转化重质烃进料的方法
JP2014521774A (ja) 溶存水素を含む原料の沸騰床プロセス
KR20190018465A (ko) 개선된 품질의 진공 잔사 생성물을 생성하기 위해 에뷸레이티드 베드를 업그레이드하기 위한 이원 촉매 시스템
EP2888342A1 (en) Hydrovisbreaking process for feedstock containing dissolved hydrogen
CN108659882B (zh) 一种重油加氢方法及其加氢系统
JP7446081B2 (ja) 真空ボトム中にアスファルテンの再利用蓄積のないアップグレードされた沸騰床式反応器
CN103059997A (zh) 渣油加氢处理和延迟焦化组合工艺方法
US20160177200A1 (en) Process for treating a hydrocarbon-containing feed
CN108018080A (zh) 一种处理渣油的组合方法及系统
US11084991B2 (en) Two-phase moving bed reactor utilizing hydrogen-enriched feed
WO2012142723A1 (zh) 一种渣油加氢处理和催化裂化组合方法
EA041150B1 (ru) Способ модернизации реактора с кипящим слоем для незначительного загрязнения осадком
EA040322B1 (ru) Двойная каталитическая система для обогащения кипящего слоя для производства продукта вакуумных остатков более высокого качества