用于连续液相加氢处理的控制系统方法和设备的制作方法

专利名称：用于连续液相加氢处理的控制系统方法和设备的制作方法
技术领域：
本发明涉及连续液相加氢处理用的方法、设备和控制方法，其中 反应物主要保持在液相状态，并且不再需要循环氢气通过催化剂。相
关现有技术可以在美国专利类别208、子类58、 59、 60、 79、 209和 213中找到。其它相关技术可以在美国专利类别137、子类171、 202 和392，以及其它类别和子类中找到。
背景技术：
本发明涉及一种连续液相加氢处理方法、设备和过程控制系统， 其中不再需要循环氢气通过催化剂。通过在溶剂或稀释剂的存在下， 混合和/或闪喷氢气和要处理的油，可以实现这一点，其中氢气在所 述溶剂或稀释剂中的溶解性相对供给油是高的。本发明还涉及加氢裂 化、加氢异构化和加氢脱金属化。
在包括加氢处理(hydrotreating)、加氢精审ij(hydrofmishing)、加氢 精制(hydrorefining)和加氢裂化(hydrocracking)的加氢处理 (hydroprocessing)中，为了饱和或者除去硫、氮、氧、金属或者其它 污染物，或者为了降低分子量(裂化)，对于氢气与石油馏分、馏出液、 残油、或者其它化工品的反应使用催化剂。为了提供实现所需反应所 需的活性，需要具有特殊表面性质的催化剂。
在传统的加氢处理中，需要将氢气从蒸气相转变为液相，在液相 中它可以在催化剂表面上与石油分子反应。通过使非常大量的氢气和 油循环通过催化剂床来实现这一点。油和氢气流过催化剂床，并且氢 气吸收入分布在催化剂上的油的薄膜中。因为氢气的需要量可能较
大，1000-5000 SCF/bbl的液相，所以反应器是非常大的，并且可以 在从几百psi至高达5000 psi并且约400°F-900°F的温度的苛刻条件 下工作。
在传统的系统中难以控制反应器内部的温度。可以控制反应器中 油和氢气进料的温度；但是一旦进料在反应器内部，就不能调整系统 来升高或降低油/氢气混合物的温度。反应器温度的任何变化都必须 通过外源来实现。结果，如果反应器变得太热，传统的系统经常向反 应器内注入冷氢气。这种冷却反应器的方法是昂贵的并且有潜在的安 全危险。
虽然控制反应器的温度在传统的系统中经常是个难题，但控制加 氢处理系统的压力是个容易得多的任务。使用压力控制系统来监控系 统的压力，如果压力变得太大就通过阀释放压力，并且如果压力变得 太低就增加系统的压力。压力控制系统不能用来控制单个加氢处理反 应器的压力，但是不会有严重的后果，并且反而压力维持在整个系统 而不是单个反应器上。
加氢处理的一个最大问题是催化剂焦化。当烃分子在可获得的氢 气量不足的环境中变得太热时发生焦化。分子裂化至其形成焦炭，一 种碳质残渣。裂化可能在催化剂的表面上发生，导致形成焦炭并且使 催化剂失去活性。
在1987年10月6日授予McConaghy, Jr.的美国专利第4,698,147
号中显示了一种传统的处理系统，该专利公开了一种短停留时间氢给 体稀释剂裂化方法(SHORT RESIDENCE TIME HYDROGEN DONOR DILUENT CRACKING PROCESS)。 McConaghy '147混合输入流与给 体稀释剂来给裂化过程供应氢气。在裂化过程后，将混合物分成产物 和废稀释剂，并且废稀释剂通过部分氢化再生，并且返回裂化步骤的 输入流中。注意，为了释放裂化所需的氢，McConaghy'147在工艺期 间极大地改变了给体稀释剂的化学性质。另外，McConaghy'147的方
法由于线圈焦化而受温度上限的限制，并且增加了轻气体的产生，这 就对工艺的最大裂化温度设置了经济上的限制。
1989年8月15日授予Kubo等的美国专利第4,857,168号公开了 重馏分油的加氢裂化方法。Kiibo'168使用给体稀释剂和氢气两者来给 催化剂增强的裂化过程供应氢。Kubo'168公开了适当供应重馏分油、 给体溶剂、氢气和催化剂将限制焦炭在催化剂上的形成，并且可以基 本上或者完全消除焦炭的形成。Kubo'168需要具有催化剂的裂化反应 器和具有催化剂的单独氢化反应器。Kubo'168还依赖给体稀释剂的分 解在反应过程中供应氢气。
1992年11月17日授予Houghton的美国专利第5,164,074号显 示了一种控制组合加氢脱硫和重整过程中压力的加氢脱硫压力控制 设备，其中通过协同操纵用于重整过程的通风控制阀调整来自重整过 程的富氢气源的压力，从而保证在通过其自己的排气阀排出任何来自 重整过程的氢气前，将可获得的氢气最大化地用于脱硫。
1988年8月2日授予Steacy的美国专利第4，761，513号显示了一 种用于芳香族垸基化过程的温度控制。该温度控制是使用甲基化试剂 作为骤冷介质的骤冷系统，所述甲基化试剂在反应器连续反应区之间 引入。调整蒸气相和液相甲醇的比例来控制甲基化试剂的焓，并且通 过甲基化试剂液体组分的蒸发来降温。

发明内容
根据本发明，已经开发了一种其中不需要循环氢气通过催化剂的 方法。在恒压环境中，通过在溶剂或稀释剂存在下混合和/或闪喷氢 气和要处理的油，使得氢气处于溶液中实现了这一点，其中氢气在所 述溶剂或稀释剂中的溶解性相对供给油是"高"的。
可以设置添加的稀释剂的类型和用量以及反应器的条件，使得加 氢处理反应中需要的所有氢气都可以在溶液中获得。然后，将油/稀 释剂/氢气溶液供给其中油和氢气发生反应的填充了催化剂的反应 器，例如栓塞流或管形反应器。不需要额外的氢气，因此避免了氢气 再循环，并且避免了反应器的滴流床操作。因此，可以由小得多的反
应器代替大的滴流床反应器(参见图1、 2和3)。连续液相反应器给反
应器温度提供了更多的控制，基本上消除了催化剂焦化，减少了轻馏 分烃的产生，并且可以使系统更安全。
本发明还涉及加氢裂化、加氢异构化和加氢脱金属化等。如上所 述，氢气与进料和稀释剂(例如回收的加氢裂化产物、异构化的产物 或者回收的脱金属产物)一起混合和/或闪喷，从而将氢置于溶液中， 然后使混合物通过催化剂。
本发明的主要目的是提供改良的连续液相加氢处理系统、过程、 方法和/或设备。
本发明的另一个目的是提供改良的加氢裂化、加氢异构化、
Fischer-Tropsch和/或加氢脱金属化方法。
本发明的另一个目的是在连续液相加氢处理系统、过程、方法或 设备中提供反应器的控制方法。
本发明的另一个目的是提供用于控制连续液相加氢处理系统、过 程、方法和/或设备的一种改良的设备。
本发明的另一个目的是提供一种连续液相加氢处理系统、过程、 方法或设备中反应器的液位控制方法。
本发明的另一个目的是提供一种用于连续液相加氢处理系统、过 程、方法或设备的反应器内部蒸气相的压力控制方法。
本发明的另一个目的是提供改良的连续液相加氢处理系统、过 程、方法和/或设备，其中液体可以从反应器的顶部或者反应器的底 部流入反应器中。 '
本发明的另一个目的是提供改良的连续液相加氢处理系统、过 程、方法和/或设备，其中系统的设计可以具有一个反应器、多个反
应器和/或多床式反应器。
本发明的另一个目的是通过直接从反应器顶部恒速排出过量气 体，来减少连续液相加氢处理系统中的轻馏分烃。


图1是柴油加氢器的示意工艺流程图2是残油加氢器的示意工艺流程图3是加氢处理系统的示意工艺流程图4是多级反应器系统的示意工艺流程图5是1200 BPSD加氢处理单元的示意工艺流程图6是下流反应器系统的示意图，其中由反应器中液位控制反应 器中液体量；
图7是下流反应器系统的示意图，其中由反应器中气压控制反应 器中液体量；
图8是上流反应器系统的示意图，其中由反应器中液位控制反应 器中液体量；
图9是上流反应器系统的示意图，其中由反应器中气压控制反应 器中液体量；
图IO是下流双反应器系统的示意图，其中由反应器中液位控制 反应器中液体量；
图11是下流双反应器系统的示意图，其中由反应器中气压控制 反应器中液体量；
图12是上流双反应器系统的示意图，其中由反应器中液位控制 反应器中液体量；
图13是上流双反应器系统的示意图，其中由反应器中气压控制 反应器中液体量；
图14是具有两个催化剂床的下流单反应器系统的示意图，其中
由反应器中液位控制反应器中液体量；
图15是具有两个催化剂床的下流单反应器系统的示意图，其中
由反应器中气压控制反应器中液体量；
图16是具有两个催化剂床的上流单反应器系统的示意图，其中 由反应器中液位控制反应器中液体量；
图17是具有两个催化剂床的上流单反应器系统的示意图，其中 由反应器中气压控制反应器中液体量；
图18是用于连续液相加氢处理过程的具有液位控制器的单床、 下流反应器的示意图；及
图19是用于连续液相加氢处理过程的具有两个压力控制器的多 床式、上流反应器的示意图。
具体实施例方式
我们开发了一种方法，其不需要循环氢气，也不需要单独的氢气 相穿过催化剂。在恒压环境中，通过在溶剂或稀释剂的存在下混合和 /或闪喷氢气和要处理的油，使得氢气处于溶液中实现了这一点，其 中氢气在溶剂或稀释剂具有较高溶解性。将过量的氢气混合和/或闪 喷入油/稀释剂溶液中，从而使用油/稀释剂溶液对于氢气的最大容量。 超过油/稀释剂溶液中可溶量的氢气保留在蒸气相中。
可以设置添加的稀释剂的类型和用量以及反应器的条件，使得加 氢处理反应中需要的所有氢气都可在溶液中获得。然后，将油/稀释 剂/氢气溶液供给其中油和氢气发生反应的填充了催化剂的反应器， 例如栓塞流、管形反应器或其它反应器。不需要额外的氢气，因此避 免了氢气再循环，并且避免了反应器的滴流床操作(参见图1、2和3)。 因此，可以由小得多或者更简单的反应器代替大的滴流床皮应器(参 见图18)。
除了使用小得多或者更简单的反应器外，避免了使用氢气循环压
縮机。因为反应所需的所有氢气都可在进入反应器前的溶液中获得， 所以不需要在反应器内循环氢气，并且不需要再循环压縮机。去除了 再循环压縮机，不使用例如栓塞流或管形反应器大大降低了加氢处理 过程的投资成本。
在给定具体的给料下，可以改变本发明中反应器的设计和数量来 适应产品所需的规格。为了从特别是受污染的原料实现所需的产品规 格，可能需要添加额外的反应器。甚至在需要多个反应器的情况中， 本发明的反应器因为其更小的尺寸和更简单的设计而优于传统的反 应器，与传统的系统相比还可导致投资成本的降低。除了使用多个反 应器外，还可以在单个反应器外壳内安装多个催化剂床。多床式反应
器(参见图19)的产生通过使用单个反应容器来安装多个催化剂床进
一步降低了投资成本。催化剂床可以包含相同的催化剂类型，或者它 们可以包含不同的催化剂类型来更高效地实现产品规格目标。
在加氢处理中发生的大多数反应是高度放热的，结果在反应器中 产生大量的热。可以使用再循环液流控制反应器的温度。可以将控制 体积的反应器流出物再循环回反应器前面，如果需要可使用再热器， 并且与新鲜的进料和氢气混合。再循环液流吸收由于进料和氢气在催 化剂上的反应而产生的热量，并且通过反应器降低了温度上升。通过 控制新进料温度和再循环的量可以控制反应器温度，如果需要可使用 预热器。另外，因为再循环液流包含已经反应了的分子，所以它还用 作惰性稀释剂。与仅有液体薄膜分布在催化剂上方的传统的滴流床反 应器相反，本发明通过使用连续液相反应器提供了反应器温度的进一 步控制。连续液相反应器的优点在于液体一般比气体具有更高的热 容。给定分子的热容越大，在其自身温度经历最小的升温下，分子从 其周围吸热的能力越大。连续液相反应器用作散热器，从反应器吸收 过量的热来补偿整体的温度。在引入连续液相反应器下，过程变得更
接近是等温的，将反应器入口和反应器出口间典型的40°F-60°F
(22。C-33。C)的温度差降低至约10。F (5.5。C)的温度差。除了降低反应 器入口和反应器出口温度间的温度差外，连续液相反应器还用来大大 地降低在催化剂床内产生的热斑问题。
使用本发明用于加氢处理，几乎可以消除焦化，因为在发生裂化 反应时，在溶液中总是可以获得足够的氢气，从而避免了焦化。这会 使催化剂寿命长得多并且降低了操作和维护成本。
加氢处理中另一个问题是产生轻馏分烃气体。这些分子(主要是 甲烷)是不需要的产物，必须以额外的成本尽可能大量地回收。随着 反应温度上升这些轻馏分的量增加。产生轻馏分的问题被反应器产生 热斑的趋势进一步加重，热斑是温度明显升高至反应器设置温度以上 的区域。为了防止发生这种情况，传统的加氢处理系统使用放置在整 个反应器中的骤冷箱。骤冷箱用于向反应器中注入冷氢气来降低反应 器内的温度。使用氢气冷却反应器不仅是昂贵的选择，而且它可能引 起安全危险。骤冷箱的设计和控制它们怎样将氢气引入反应器中的方 法是关键，因为失误可能会丧失对整个系统的控制。失控反应一旦发 生，可能产生爆炸。使用本发明来加氢处理，通过使用还用作散热器 的连续液相反应器产生接近等温的反应器环境，大大降低了裂化，通 常降低了 10倍。这种接近等温的环境不需要冷氢气骤冷箱，降低了 过程所需的氢气投资成本，并且增加了系统的安全性。
在引入连续液相反应器的情况下，需要能够控制反应器中液体的 温度，因此散热器使系统可以保持接近等温。通过控制再循环流体的 量和新进料的温度，可以控制反应器中液体的温度，并且维持散热器 而不需要氢气骤冷箱。
弓I入连续液相反应器引起的另 一个问题是需要控制该液体量的 方法。通过两种途径来实现这一点。首先，可以通过维持反应器中的 液体至指定的水平来控制反应器中液体的量(参见图6、 8、 10、 12、 14和16)。在该方法中，必须维持指定液位在反应器内的范围。如果
液位上升得太高，进入反应器中的油/稀释剂/氢气混合物中的氢气量 将增加，从而使液位降低。如果液位降得太低，进入反应器中的油/ 稀释剂/氢气混合物中的氢气量将降低，从而允许更多的液体进入反 应器中。在第二种控制方法中，可以通过维持反应器内的气压来控制
反应器中的液体量(参见7、 9、 11、 13、 15和17)。保持反应器内过 量氢气和轻馏分烃气体至指定的压力。如果那些气体的压力变得太 大，引入反应器中的油/稀释剂/氢气混合物中的氢气量将降低来实现 最佳的压力。如果压力降得太低，油/稀释剂/氢气混合物中的氢气量 将增加。在使用多个反应器或者多床式反应器的加氢处理系统中，通 过在反应器的上部仅使用多个液位控制或者多个气体蒸气压力控制， 可以控制反应器中，或者在多床式反应器的情况中在催化剂床周围的 液体的量，或者可以在相同的系统内以各种组合来组合所述两种控制 方法。
本发明与传统的技术不同还在于，可以直接从反应器中排出过量 气体。在传统的加氢处理中，因为必须使氢气循环通过反应器而不能 直接从反应器中排出气体。如果要直接从传统的反应器中排出气体， 将会损失大量的氢气或者无效地使用。因为本发明使用连续液相反应 器，所以不需要循环氢气通过反应器，因此反应器内的气体只是过量 的氢气和轻馏分烃气体。在改变排气流速或者向系统中加入氢气或者 从系统中减少氢气后，直接从反应器中排出过量气体，通过最小化系 统所需的时间而使系统的控制更高效。
图1显示了一般性地由数字10表示的柴油加氢处理器的示意工 艺流程图。由进料泵14向结合区18泵入新鲜进料12。然后使新鲜 进料12与氢气15和加氢处理的进料16结合，来形成新鲜进料混合 物20。然后，在分离器22中分离混合物20来形成第一分离器废气 24和分离混合物30。分离的混合物30在反应器34中与催化剂32结 合来形成反应的混合物40。反应的混合物40分成两股产物流一再循 环流42和继续流50。由再循环泵44泵抽再循环流成为与新鲜进料 12和氢气15结合的加氢处理的进料16。
继续流50流入分离器52中，在分离器52中除去第二分离器废 气54，产生反应的分离流60。然后反应的分离流60流入闪喷器62 中，形成闪喷器废气64和反应的分离的闪喷流70。然后将反应的分 离的闪喷流70泵入汽提器72，在那里除去汽提器废气74以形成输 出产物80。
图2显示了一般性地由数字100表示的残油加氢器的示意工艺流 程图。新鲜进料IIO在结合区114处与溶剂112结合来形成结合的溶 剂进料120，结合的溶剂进料120由结合的溶剂进料泵122泵入结合 区124。然后，结合的溶剂进料120与氢气126和加氢处理的进料128 结合来形成氢气-溶剂-进料混合物130。然后，氢气-溶剂-进料混合物 130在分离器中分离成第一分离器废气134和分离的混合物140。分 离的混合物140在反应器144中与催化剂142结合来形成反应的混合 物150。反应的混合物150分成两股产物流一再循环流152和继续流 160。由再循环泵154泵抽再循环流152成为与溶剂-进料120和氢气 126结合的加氢处理的进料128。
继续流160流入第二分离器162中，在那里除去第二分离器废气 164，产生反应的分离流170。然后反应的分离流170流入闪喷器172 中，形成闪喷器废气174和反应的分离的闪喷流180。然后由冷凝器 176冷却闪喷器废气174来形成与进入的新鲜进料110结合的溶剂 112。
然后反应的分离的闪喷流180流入汽提器182中，在那里除去汽 提器废气184以形成输出产物190。
图3显示了一般性地由数字200表示的加氢处理单元的示意工艺 流程图。
新鲜进料202在第一结合区206处与第一稀释剂204结合以形成
第一稀释剂-进料208。然后第一稀释剂-进料208在第二结合区212 处与第二稀释剂210结合以形成第二稀释剂-进料214。然后第二稀释 剂-进料214由稀释剂-进料泵216泵入第三结合区218。
向氢气压縮机222输入氢气220来制备压縮氢气224。压縮氢气 224流向第三结合区218。
第二稀释剂-进料214和压縮氢气224在第三结合区218处结合 来形成氢气-稀释剂-进料混合物226。然后，氢气4希释剂-进料混合物 226流过加热混合物226的进料-产物交换器228，从而形成第一交换 器流232，所述加热使用第三分离器废气230。第一交换器流232和 第一再循环流234在第四结合区236处结合，形成第一再循环进料 238。
然后第一再循环进料238流过加热混合物238的第一进料-产物 交换器240，从而形成第二交换器流244，所述加热使用交换的第一 精馏器交换的废气242。第二交换器流244和第二再循环流246在第 五结合区248处结合，形成第二再循环进料250。
然后，在进料-再循环混合物252中混合第二再循环进料250来 形成进料-再循环混合物254。然后进料-再循环混合物254流入反应 器入口分离器256中。
在反应器入口分离器256中分离进料-再循环混合物254，形成反 应器入口分离器废气258和入口分离的混合物260。闪喷反应器入口 分离器废气258或者从本系统200中除去。
入口分离的混合物260与反应器264中的催化剂262结合形成反 应的混合物266。反应的混合物266流入反应器出口分离器268中。
反应的混合物266在反应器出口分离器268中分离以形成反应器 出口分离器废气270和出口分离的混合物272。反应器出口分离器废 气270从反应器出口分离器268中流出，然后被闪喷或者从本系统 200中除去。
出口分离的混合物272流出反应器出口分离器268，并且在第一 分开区278分成大的再循环流274和继续的出口分离的混合物276。
通过再循环泵280将大的再循环流274泵入第二分开区282。大 的再循环流274在结合区282处分开成第一再循环流234和第二再循 环流246，如前面所讨论的一样。
继续的出口分离的混合物276离开第一分开区278，并且注入流 出加热器284成为加热的流出流286。
加热的流出流286流入第一精馏器288，在那里分成第一精馏器 废气290和第一精馏器流292。第一精馏器废气290和第一精馏器流 292单独流入第二交换器294，在那里减小它们的温度差异。
交换器将第一精馏器废气290转化成第一精馏器交换的废气 242，它流向如前面所述的第一进料产物交换器240。第一进料产物 交换器240冷却第一精馏器交换的废气242，从而进一步形成第一二 次冷却的废气296。
然后第一二次冷却的废气296由冷凝器298冷却变成第一冷凝的 废气300。第一冷凝的废气300然后流入回流贮料器302，在那里分 成废气304和第一稀释液204。废气304从系统200中排出。第一稀 释液204流向第一结合区206，与前面所讨论的新鲜进料202结合。
交换器将第一精馏器流292转化成流入第三分离器308中的第一 精馏器交换流306。第三分离器308将第一精馏器交换流306分成第 三分离器废气230和第二精馏过的流310。
第三分离器废气230流向如前面所述的交换器228。交换器228 冷却第三分离器废气230，形成第二冷却的废气312。
第二冷却的废气312然后由冷凝器314冷却成第三冷凝的废气 316。然后第三冷凝的废气316流入回流贮料器318，在那里分成回 流贮料器废气320和第二稀释液210。回流贮料器废气320从系统200 中排出。第二稀释液210流向第二结合区212，重新结合入如前面所
讨论的系统200中。
第二精馏过的流310流向第二精馏器322，在那里分成第三精馏 器废气324和第一结束流326。然后第一结束流326流出系统200使 用或者进一步加工。第三精馏器废气324注入冷凝器328，在那里冷 却成第三冷凝的废气330。
第三冷凝的废气330从冷凝器328流向第四分离器332。第四分 离器332将第三冷凝的废气330分成第四分离器废气334和第二结束 流336。第四分离器废气334从系统200中排出。第二结束流336然 后流出系统200使用或者进一步加工。
图4显示了一般性地由标记400表示的1200 BPSD加氢处理单 元的示意流程图。
在第一监测点402处监测新鲜进料401可接受的输入参数约 260°F (127°C)、在20 psi (138kPa)下和1200 BBL/D。然后新鲜进料 401与稀释剂404在第一结合区406结合以形成结合的稀释剂-进料 408。结合的稀释剂-进料408然后由稀释剂-进料泵410通过第一监测 口 412和第一个阀414泵送到第二结合区416。
在100。F (37.8。C)、 500 psi (3447 kPa)禾卩40,000 SCF/HR (1133 mVhr)的参数下将氢气420输入氢气压缩机422中来制备压縮氢气 424。氢气压縮机422将氢气420压縮到420 - 1500 psi (2896 kPa -10,342 kPa)。压縮氢气424流过第二监测点426，在那里监测可接受 的输入参数。压縮氢气424通过第二监测口 428和第二个阀430流向 第二结合区416。
第一监测口 412、第一个阀414和前向进料指示器及控制器 (FFIC)434与进料指示器(FIC)432连接，其控制结合的稀释剂-进料 408流向第二结合区416。相似地，第二监测口 428、第二个阀430 和FIC 432与FFIC 434连接，其控制压縮氢气424进入流向第二结合 区416。结合的稀释剂-进料408和压縮氢气424在第二结合区416
处结合，形成氢气-稀释剂-进料混合物440。混合物参数大致为在第 四监测点442处监测到的1500 psi (10，342 kPa)和2516 BBL/D。氢气-稀释剂-进料混合物440然后流过进料-产物交换器444，其通过使用 精馏的产物610加热氢气-稀释剂-进料混合物440，形成交换器流446。 进料-产物交换器444在约2.584 MMBTU/HR (756 kW)下工作。
在第一监测点448处监测交换器流446来收集关于交换器流446 参数的信息。
交换器流446然后进入能够在5.0MMBTU/HR (1456 kW)下加热 交换流446的反应器预热器450来产生预热的流452。在第六监测点 454处由TIC 456监测预热的流452。
燃料气458流过第三个阀460并且由压力指示器和控制器 (PIC)462监控来给反应器预热器450供应燃料。PIC 462与第三个阀 460和温度指示器和控制器(TIC) 456连接。
预热的流452在第三结合区466处与再循环流464结合以形成预 热的再循环流468。在第七监测点470处监测预热的再循环流468。 然后，在进料-再循环混合器472中混合预热的再循环流468，来形成 进料-再循环混合物474。进料-再循环混合物474然后流入反应器入 口分离器476中。反应器入口分离器476具有60" I.D. X 10'0"S/S (1.52mX3.05m)的参数。
在反应器入口分离器476中分离进料-再循环混合物474以形成 反应器入口分离器废气478和入口分离的混合物480。反应器入口分 离器废气478从反应器入口分离器476流过与FI 484连接的第三监测 口 482。反应器入口分离器废气478然后经过第四个阀486，穿过第 八监测点488，然后被闪喷或者从本系统400中除去。
与第四个阀486和反应器入口分离器476连接液体指示器和控制 器(LIC)490。
入口分离的混合物480流出反应器入口分离器476，在第九监测
点500处监测其参数约为590°F (310。C)和1500 psi (10,342 kPa)。
入口分离的混合物480在反应器504中与催化剂502结合以形成 反应的混合物506。由TIC508并且在用于处理控制的第十监测点510 处监测反应的混合物506。反应的混合物506在其流入反应器出口分 离器512时具有605。F (232。C)和1450 psi (9997 kPa)的参数。
在反应器出口分离器512中分离反应的混合物506，以形成反应 器出口分离器废气514和出口分离的混合物516。反应器出口分离器 废气514从反应器出口分离器512流过监测器515到PIC 518。然后 反应器出口分离器废气514经过第十一监测点520，并且通过第五个 阀522，然后被闪喷或者从本系统400中除去。
反应器出口分离器512与控制器LIC 524连接。反应器出口分离 器512具有60" I.D.X IO'-O" S/S (1.52mX 3.05m)。
出口分离的混合物516流出反应器出口分离器512，并且在第一 分开区528处被分成再循环流464和继续的出口分离的混合物526。
通过再循环泵530泵送再循环流464，并且穿过第十二监测点532 到第四监测口 534。第四监测口 534与FIC 536连接，FIC 536与TIC 508连接。FIC 536控制第六个阀538。在再循环流464离开第四监测 口 534后，流464流过第六个阀538并且流向第三结合区466，在那 里它与前面所讨论的预热流452结合。
出口分离的混合物526离开第一分开区528，并且流过由LIC 524 控制的第十一个阀540。出口分离的混合物526然后经过第十三个监 测点542流向流出物加热器544。
出口分离的混合物526然后进入流出物加热器544，来产生加热 的流出物流546，其中流出物加热器544能够在3.0 MMBTU/HR (879 kW)下加热出口分离的混合物526。由TIC 548并且在第十四监测点 550处监测加热的流出物流546。燃料气体552流过第八个阀554， 并且由PIC 556监测，向流出物加热器544供应燃料。PIC 556与第 八个阀554和TIC 548连接。
加热的流出物流546从第十四监测点550处流入精馏器552。精 馏器552与LIC 554连接。蒸汽556通过第二十监测点558流入精馏 器552。返回稀释流560也流入精馏器552。精馏器552具有42" I.D. X54'-0" S/S (1.07mX 16.46m)的参数。
精馏器稀释剂562穿过TIC 564的监测器，并且穿过第十五监测 点566流出精馏器552。然后精馏器稀释剂562流过精馏器塔顶冷凝 器568。精馏器塔顶冷凝器568使用流CWS/R 570来改变精馏器稀释 剂562，以形成冷凝的稀释剂572。精馏器塔顶冷凝器568具有5.56 MMBTU/HR (1629 kW)的参数。
冷凝的稀释剂572然后流入精馏器回流贮料器574。精馏器回流 贮料器574具有42" I.D.X IO'-O" S/S (1.07mX 3.05m)的参数。由LIC 592监测精馏器回流贮料器574。精馏器回流贮料器574将冷凝的稀 释剂572分成三股液流排放流576、气流580和稀释流590。
排放流576流出精馏器回流贮料器574，并且经过监测器578流 出系统400。
气流580流出精馏器回流贮料器574，经过第十八监测点594， 并且通过泵596从而形成泵抽的稀释流598。泵抽的稀释流598然后 在第二分开区600处分成稀释剂404和返回稀释剂流560。稀释剂404 从第二分开区600流过第十个阀602和第三监测点604。稀释剂404 然后从第三监测点604流向第一结合区406，在那里与如前面所讨论 的新鲜进料401结合。
返回稀释剂流560从第二分开区600流过第十九监测点606，第 H^—个阀608并进入精馏器552中。第"i^一个阀608与TIC 564连接。
精馏产物610流出精馏器552，穿过第二十一监测点612，并且 进入交换器444从而形成交换的精馏产物614。交换的精馏产物614 然后流过第二十二监测点615并且流过产物泵616。交换的精馏产物
614从泵616流过第五监测口 618。第六监测口 618与FI 620连接。 交换的精馏产物然后从第六监测口 618流向第十二个阀622。第十二 个阀622与LIC 554连接。然后交换的精馏产物614从第十二个阀622 流过第二十三个监测点624，并且进入产物冷却器626中，在那里冷 却来形成终产物632。产物冷却器626使用CWS/R628。产物冷却器 具有0.640 MMBTU/HR (187.5 kW)的参数。终产物632流出冷却器 626，穿过第二十四监测点630并且流出系统400。
图5显示了一般性地由标记700表示的多级加氢处理器的示意流 程图。进料70在区域716中与氢气712和第一再循环流714结合， 形成结合的进料-氢气-再循环流720。进料-氢气-再循环流720流入第 一反应器724中，在那里它反应形成第一反应器输出流730。第一反 应器输出流730在区域732处分成第一再循环流714和第一继续的反 应器流740。第一继续的反应器流740流入汽提器742，在那里除去 汽提器废气744(例如H2S、 NH3和H20)以形成汽提的输出流750。
然后汽提的流750在区域756中与另外的氢气752和第二再循环 流754结合，以形成结合的汽提的-氢气-再循环流760。结合的汽提 的-氢气-再循环流760流入饱和反应器764中，在那里反应形成第二 反应器输出流770。第二反应器输出流770在区域772处分成第二再 循环流754和产物输出780。
图6显示了一般性地由标记800表示的下流反应器的示意图，其 中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进料802通过第 一个口 804流入第一分开区810。再循环的反应产物956流入第二个 口 806，并且结合的再循环反应产物和进料812通过第三个口 808流 出第一分开区810。结合的再循环反应产物和进料812然后通过第一 混合器入口 824进入混合器820中，在那里它与通过第二混合器入口 828进入混合器820中的氢气832结合。由氢气阀830控制氢气832 的量。再循环的反应产物/进料/氢气822通过混合器出口 826流出混 合器820，并且通过反应器入口 842流入反应器840。在反应器840 内，再循环的反应产物/进料/氢气822流过它反应的催化剂床860。 随着再循环的反应产物/进料/氢气822反应，可能从溶液中产生氢气 和轻馏分烃气体845，并且积聚在反应器840的顶部。通过反应器口 847从反应器840中除去气体845。由排气阀870控制经口 847从反 应器840中除去气体845的速率。
在位于催化剂床860上方的液位控制器850处监测再循环的反应 产物/进料/氢气822的液位。如果再循环的反应产物/进料/氢气822 的液位上升至所需的液位之上，液位控制器850将给氢气阀830发送 信号，向混合器820增加氢气量。如果再循环的反应产物/进料/氢气 822的液位下降至所需的液位之下，液位控制器850将给氢气阀830 发送信号，降低进入混合器820中氢气量。
反应的液体846通过反应器出口 844流出反应器840。反应的液 体846通过第四个口 942流入第二分开区940，在那里它分成两股流， 通过第五个口 944流出第二分开区940的分开的反应产物952，及通 过第六个口 946流出第二分开区940的再循环的反应产物956。再循 环的反应产物956在第一分开区810处，在与新鲜进料802混合前通 过再循环泵960泵送。
图7显示了一般性地由标记1000表示的下流反应器的示意图， 其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进料1002 通过第一个口 1004流入第一分开区1010。再循环的反应产物1156 流入第二个口 1006，并且结合的再循环反应产物和进料1012通过第 三个口 1008流出第一分开区1010。结合的再循环反应产物和进料 1012然后通过第一混合器入口 1024进入混合器1020中，在那里它 与通过第二混合器入口 1028进入混合器1020中的氢气1032结合。 由氢气阀1030控制氢气1032的量。再循环的反应产物/进料/氢气1022 通过混合器出口 1026流出混合器1020，并且通过反应器入口 1042
流入反应器1040。在反应器1040内，再循环的反应产物/进料/氢气 1022流过它反应的催化剂床1060。随着再循环的反应产物/进料/氢气 1022反应，可能从溶液中产生氢气和轻馏分烃气体1045，并且积聚 在反应器1040的顶部。通过反应器口 1047从反应器1040中除去气 体1045。由排气阀1070控制经口 1047从反应器1040中除去气体1045 的速率。
在位于催化剂床1060上方的压力控制器1050处监测过量氢气和 轻馏分烃气体1045的压力。如果气体1045的压力上升至所需的压力 之上，压力控制器1050将给氢气阀1030发送向混合器1020降低氢 气量的信号。如果气体1045的压力下降至所需的压力之下，压力控 制器1050将给氢气阀1030发送增加进入混合器1020中氢气量的信 号。
反应的产物1046通过反应器出口 1044流出反应器1040。反应 的产物1046通过第四个口 1142流入第二分开区1140，在那里它分成 两股流，通过第五个口 1144流出第二分开区1140的分开的反应产物 1152，及通过第六个口 1146流出第二分开区1140的再循环的反应产 物1156。再循环的反应产物1156在第一分开区1010处，在与新鲜进 料1002混合前通过再循环泵1160泵送。
图8显示了一般性地由标记1200表示的上流反应器的示意图， 其中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进料1202通 过第一个口 1204流入第一分开区1210。再循环的反应产物1356流 入第二个口 1206，并且结合的再循环反应产物和进料1212通过第三 个口 1208流出第一分开区1210。结合的再循环反应产物和进料1212 然后通过第一混合器入口 1224进入混合器1220中，在那里它与通过 第二混合器入口 1228进入混合器1220中的氢气1232结合。由氢气 阀1230控制氢气1232的量。再循环的反应产物/进料/氢气1222通过 混合器出口 1226流出混合器1220，并且通过反应器入口 1242流入 反应器1240。在反应器1240内，再循环的反应产物/进料/氢气1222 流过它反应的催化剂床1260。随着再循环的反应产物/进料/氢气1222 反应，可能从溶液中产生氢气和轻馏分烃气体1245，并且积聚在反 应器1240的顶部。通过反应器口 1247从反应器1240中除去气体 1245。由排气阀1270控制经口 1247从反应器1240中除去气体1245 的速率。
在位于催化剂床1260上方的液位控制器1250处监测再循环的反 应产物/进料/氢气1222的液位。如果再循环的反应产物/进料/氢气 1222的液位上升至所需的液位之上，液位控制器1250将给氢气阀 1230发送向混合器1220增加氢气量的信号。如果再循环的反应产物 /进料/氢气1222的液位下降至所需的液位之下，液位控制器1250将 给氢气阀1230发送降低进入混合器1220中氢气量的信号。
反应的产物1246通过反应器出口 1244流出反应器1240。反应 的产物1246通过第四个口 1242流入第二分开区1240，在那里它分 成两股流，通过第五个口 B44流出第二分开区1340的分开的反应产 物1352，及通过第六个口 1346流出第二分开区1340的再循环的反 应产物1356。再循环的反应产物1356在第一分开区1210处，在与 新鲜进料1202混合前通过再循环泵1360泵送。
图9显示了一般性地由标记1400表示的上流反应器的示意图， 其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进料1402 通过第一个口 1404流入第一分开区1410。再循环的反应产物1556 流入第二个口 1406，并且结合的再循环反应产物和进料1412通过第 三个口 1408流出第一分开区1410。结合的再循环反应产物和进料 1412然后通过第一混合器入口 1424进入混合器1420中，在那里它 与通过第二混合器入口 1428进入混合器1420中的氢气1432结合。 由氢气阀1430控制氢气1432的量。再循环的反应产物/进茅斗/氢气1422 通过混合器出口 1426流出混合器1420，并且通过反应器入口 1442 流入反应器1440。在反应器1440内，再循环的反应产物/进料/氢气 1422流过它反应的催化剂床1460。随着再循环的反应产物/进料/氢气 1422反应，可能从溶液中产生氢气和轻馏分烃气体1445，并且积聚 在反应器1440的顶部。通过反应器口 1447从反应器1440中除去气 体1445。由排气阀1470控制经口 1447从反应器1440中除去气体1445 的速率。
在位于催化剂床1460上方的压力控制器1450处监测过量氢气和 轻馏分烃气体1445的压力。如果气体1445的压力上升至所需的压力 之上，压力控制器1450将给氢气阀1430发送向混合器1420降低氢 气量的信号。如果气体1445的压力下降至所需的压力之下，压力控 制器1450将给氢气阀1430发送增加进入混合器1420中氢气量的信 号。
反应的产物1446通过反应器出口 1444流出反应器1440。反应 的产物1446通过第四个口 1542流入第二分开区1540，在那里它分 成两股流，通过第五个口 1544流出第二分开区1540的分开的反应产 物1552，及通过第六个口 1546流出第二分开区1540的再循环的反 应产物1556。再循环的反应产物1556在第一分开区1410处，在与 新鲜进料1402混合前通过再循环泵1560泵送。
图10显示了一般性地由标记1800表示的下流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进料 1802通过第一个口 1804流入第一分开区1810。再循环的反应产物 1956流入第二个口 1806，并且结合的再循环反应产物和进料1812通 过第三个口 1808流出第一分开区1810。结合的再循环反应产物和进 料1812然后通过第一混合器入口 1824进入第一混合器1820中，在 那里它与通过第二混合器入口 1828进入第一混合器1820中的氢气 1832结合。由第一氢气阀1830控制氢气1832的量。再循环的反应 产物/进料/氢气1822通过第一混合器出口 1826流出第一混合器1820， 并且通过第一反应器入口 1842流入第一反应器1840。在第一反应器 1840内，再循环的反应产物/进料/氢气1822流过它反应的第一催化 剂床1860。随着再循环的反应产物/进料/氢气1822反应，可能从溶 液中产生第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体1845，并且积聚在第一 反应器1840的顶部。通过第一反应器口 1847从第一反应器1840中 除去第一催化剂床气体1845。由第一排气阀1870控制经第一反应器 口 1847从第一反应器1840中除去第一催化剂床气体1845的速率。
在位于第一催化剂床1860上方的第一液位控制器1850处监测再 循环的反应产物/进料/氢气1822的液位。如果再循环的反应产物/进 料/氢气1822的液位上升至所需的液位之上，第一液位控制器1850 将给第一氢气阀1830发送向第一混合器1820增加氢气量的信号。如 果再循环的反应产物/进料/氢气1822的液位下降至所需的液位之下， 第一液位控制器1850将给第一氢气阀1830发送降低进入第一混合器 1820中氢气量的信号。
第一催化剂床产物1846通过第一反应器出口 1844流出第一反应 器1840。第一催化剂床产物1846通过第三混合器入口 1884流入第 二混合器1880，在那里它与通过第四混合器入口 1888进入第二混合 器1880中的氢气1892结合。由第二氢气阀1890控制氢气1892的量。 第一催化剂床产物/氢气1882通过第二混合器出口 1886流出第二混 合器1880，并且通过第二反应器入口 1902流入第二反应器1900。在 第二反应器1900内，第一催化剂床产物/氢气1882流过它反应的第 二催化剂床1920。随着第一催化剂床产物/氢气1882反应，可能从溶 液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体1905，并且积聚在第二 反应器1900的顶部。通过第二反应器口 1907从第二反应器1900中 除去第二催化剂床气体1905。由第二排气阀1930控制经第二反应器 口 1907从第二反应器1900中除去第二催化剂床气体1905的速率。
在位于第二催化剂床1920上方的第二液位控制器1910处监测第
一催化剂床产物/氢气1882的液位。如果第一催化剂床产物/氢气1882 的液位上升至所需的液位之上，第二液位控制器1910将给第二氢气 阀1890发送向第二混合器1880增加氢气量的信号。如果第一催化剂 床产物/氢气1882的液位下降至所需的液位之下，第二液位控制器 1910将给第二氢气阀1890发送降低进入第二混合器1880中氢气量 的信号。
反应产物1906通过第二反应器出口 1904流出第二反应器1900。 反应产物1906通过第四个口 1942流入第二分开区1940，在那里它 分成两股流，通过第五个口 1944流出第二分开区1940的分开的反应 产物1952，及通过第六个口 1946流出第二分开区1940的再循环的 反应产物1956。再循环的反应产物1956在第一分开区1810处，在 与新鲜进料1802混合前通过再循环泵1960泵送。
图11显示了一般性地由标记2000表示的下流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进 料2002通过第一个口 2004流入第一分开区2010。再循环的反应产 物2156流入第二个口 2006，并且结合的再循环反应产物和进料2012 通过第三个口 2008流出第一分开区2010。结合的再循环反应产物和 进料2012然后通过第一混合器入口 2024进入第一混合器2020中， 在那里它与通过第二混合器入口 2028进入第一混合器2020中的氢气 2032结合。由第一氢气阀2030控制氢气2032的量。再循环的反应 产物/进料/氢气2022通过第一混合器出口 2026流出第一混合器2020， 并且通过第一反应器入口 2042流入第一反应器2040。在第一反应器 2040内，再循环的反应产物/进料/氢气2022流过它反应的第一催化 剂床2060。随着再循环的反应产物/进料/氢气2022反应，可能从溶 液中产生第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体2045，并且积聚在第一 反应器2040的顶部。通过第一反应器口 2047从第一反应器2040中 除去第一催化剂床气体2045。由第一排气阀2070控制经第一反应器 口 2047从第一反应器2040中除去第一催化剂床气体2045的速率。
在位于第一催化剂床2060上方的第一压力控制器2050处监测过 量第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体2045的压力。如果第一催化剂 床氢气2045的压力上升至所需的压力之上，第一压力控制器2050将 给第一氢气阀2030发送向第一混合器2020降低氢气量的信号。如果 第一催化剂床氢气2045的压力下降至所需的压力之下，第一液位控 制器2050将给第一氢气阀2030发送增加进入第一混合器2020中氢 气量的信号。
第一催化剂床产物2046通过第一反应器出口 2044流出第一反应 器2040。第一催化剂床产物2046通过第三混合器入口 2084流入第 二混合器2080，在那里它与通过第四混合器入口 2088进入第二混合 器2080中的氢气2092结合。由第二氢气阀2090控制氢气2092的量。 第一催化剂床产物/氢气2082通过第二混合器出口 2086流出第二混 合器2080，并且通过第二反应器入口 2102流入第二反应器2100。在 第二反应器2100内，第一催化剂床产物/氢气2182流过它反应的第 二催化剂床2120。随着第一催化剂床产物/氢气2182反应，可能从溶 液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体2105，并且积聚在第二 反应器2100的顶部。通过第二反应器口 2107从第二反应器2100中 除去第二催化剂床气体2105。由第二排气阀2130控制经第二反应器 口 2107从第二反应器2100中除去第二催化剂床气体2105的速率。
在位于第二催化剂床2120上方的第二压力控制器2110处监测过 量第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体2105的压力。如果第二催化剂 床氢气2105的压力上升至所需的压力之上，第二压力控制器2110将 给第二氢气阀2090发送向第二混合器2080降低氢气量的信号。如果 第二催化剂床氢气2105的压力下降至所需的压力之下，第二液位控 制器2110将给第二氢气阀2090发送增加进入第二混合器2080中氢 气量的信号。
反应产物2106通过第二反应器出口 2104流出第二反应器2100。 反应产物2106通过第四个口 2142流入第二分开区2140，在那里它 分成两股流，通过第五个口 2144流出第二分开区2140的分开的反应 产物2152，及通过第六个口 2146流出第二分开区2140的再循环的 反应产物2156。再循环的反应产物2156在于第一分开区2010处与 新鲜进料2002混合前通过再循环泵2160泵送。
图12显示了一般性地由标记2200表示的上流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进料 2202通过第一个口 2204流入第一分开区2210。再循环的反应产物 2356流入第二个口 2206，并且结合的再循环反应产物和进料2212通 过第三个口 2208流出第一分开区2210。结合的再循环反应产物和进 料2212然后通过第一混合器入口 2224进入第一混合器2220中，在 那里它与通过第二混合器入口 2228进入第一混合器2220中的氢气 2232结合。由第一氢气阀2230控制氢气2232的量。再循环的反应 产物/进料/氢气2222通过第一混合器出口 2226流出第一混合器2220， 并且通过第一反应器入口 2242流入第一反应器2240。在第一反应器 2240内，再循环的反应产物/进料/氢气2222流过它反应的第一催化 剂床2260。随着再循环的反应产物/进料/氢气2222反应，可能从溶 液中产生第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体2245，并且积聚在第一 反应器2240的顶部。通过第一反应器口 2247从第一反应器2240中 除去第一催化剂床气体2245。由第一排气阀2270控制经第一反应器 口 2247从第一反应器2240中除去第一催化剂床气体2245的速率。
在位于第一催化剂床2260上方的第一液位控制器2250处监测再 循环的反应产物/进料/氢气2222的液位。如果再循环的反应产物/进 料/氢气2222的液位上升至所需的液位之上，第一液位控制器2250 将给第一氢气阔2230发送向第一混合器2220增加氢气量的信号。如 果再循环的反应产物/进料/氢气2222的液位下降至所需的液位之下，
第一液位控制器2250将给第一氢气阀2230发送降低进入第一混合器 2220中氢气量的信号。
第一催化剂床产物2246通过第一反应器出口 2244流出第一反应 器2240。第一催化剂床产物2246通过第三混合器入口 2284流入第 二混合器2280，在那里它与通过第四混合器入口 2288进入第二混合 器2280中的氢气2292结合。由第二氢气阀2290控制氢气2292的量。 第一催化剂床产物/氢气2282通过第二混合器出口 2286流出第二混 合器2280并且通过第二反应器入口 2302流入第二反应器2300。在 第二反应器2300内，第一催化剂床产物/氢气2282流过它反应的第 二催化剂床2320。随着第一催化剂床产物/氢气2282反应，可能从溶 液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分径气体2305，并且积聚在第二 反应器2300的顶部。通过第二反应器口 2307从第二反应器2300中 除去第二催化剂床气体2305。由第二排气阀2330控制经第二反应器 口 2307从第二反应器2300中除去第二催化剂床气体2305的速率。
在位于第二催化剂床2320上方的第二液位控制器2310处监测第 一催化剂床产物/氢气2282的液位。如果第一催化剂床产物/氢气2282 的液位上升至所需的液位之上，第二液位控制器2310将给第二氢气 阀2290发送向第二混合器2280增加氢气量的信号。如果第一催化剂 床产物/氢气2282的液位下降至所需的液位之下，第二液位控制器 2310将给第二氢气阀2290发送降低进入第二混合器2280中氢气量 的信号。
反应产物2306通过第二反应器出口 2304流出第二反应器2300。 反应产物2306通过第四个口 2342流入第二分开区2340，在那里它 分成两股流，通过第五个口 2344流出第二分开区2340的分开的反应 产物2352，及通过第六个口 2346流出第二分开区2340的再循环的 反应产物2356。再循环的反应产物2356在于第一分开区2210处与 新鲜进料2202混合前通过再循环泵2360泵送。 图13显示了一般性地由标记2400表示的下流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进 料2402通过第一个口 2404流入第一分开区2410。再循环的反应产 物2556流入第二个口 2406，并且结合的再循环反应产物和进料2412 通过第三个口 2408流出第一分开区2410。结合的再循环反应产物和 进料2412然后通过第一混合器入口 2420进入第一混合器2420中， 在那里它与通过第二混合器入口 2428进入第一混合器2420中的氢气 2432结合。由第一氢气阀2430控制氢气2432的量。再循环的反应 产物/进料/氢气2422通过第一混合器出口 2426流出第一混合器2420， 并且通过第一反应器入口 2442流入第一反应器2440。在第一反应器 2440内，再循环的反应产物/进料/氢气2422流过它反应的第一催化 剂床2460。随着再循环的反应产物/进料/氢气2422反应，可能从溶 液中产生第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体2445，并且积聚在第一 反应器2440的顶部。通过第一反应器口 2447从第一反应器2440中 除去第一催化剂床气体2445。由第一排气阀2470控制经第一反应器 口 2447从第一反应器2440中除去第一催化剂床气体2445的速率。
在位于第一催化剂床2460上方的第一压力控制器2450处监测过 量第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体2445的压力。如果第一催化剂 床氢气2445的压力上升至所需的压力之上，第一压力控制器2450将 给第一氢气阀2430发送向第一混合器2420降低氢气量的信号。如果 第一催化剂床氢气2445的压力下降至所需的压力之下，第一液位控 制器2450将给第一氢气阀2430发送增加进入第一混合器2420中氢 气量的信号。
第一催化剂床产物2446通过第一反应器出口 2444流出第一反应 器2440。第一催化剂床产物2446通过第三混合器入口 2484流入第 二混合器2480，在那里它与通过第四混合器入口 2488进入第二混合 器2480中的氢气2492结合。由第二氢气阀2490控制氢气2492的量。
第一催化剂床产物/氢气2482通过第二混合器出口 2486流出第二混 合器2480，并且通过第二反应器入口 2502流入第二反应器2500。在 第二反应器2500内，第一催化剂床/氢气2482流过它反应的第二催 化剂床2520。随着第一催化剂床/氢气2482反应，可能从溶液中产生 第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体2505，并且积聚在第二反应器 2500的顶部。通过第二反应器口 2507从第二反应器2500中除去第 二催化剂床气体2505。由第二排气阀2530控制经第二反应器口 2507 从第二反应器2500中除去第二催化剂床气体2505的速率。
在位于第二催化剂床2520上方的第二压力控制器2510处监测过 量第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体2505的压力。如果第二催化剂 床氢气2505的压力上升至所需的压力之上，第二压力控制器2510将 给第二氢气阀2490发送向第二混合器2480降低氢气量的信号。如果 第二催化剂床氢气2505的压力下降至所需的压力之下，第二液位控 制器2510将给第二氢气阀2490发送增加进入第二混合器2480中氢 气量的信号。
反应产物2506通过第二反应器出口 2504流出第二反应器2500。 反应产物2506通过第四个口 2542流入第二分开区2540，在那里它 分成两股流，通过第五个口 2544流出第二分开区2540的分开的反应 产物2552，及通过第六个口 2546流出第二分开区2540的再循环的 反应产物2556。再循环的反应产物2556在第一分开区2410处，在 与新鲜进料2402混合前通过再循环泵2560泵送。
图14显示了一般性地由标记2800表示的下流多床式反应器系统 的示意图，其中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进 料2802通过第一个口 2804流入第一分开区2810。再循环的反应产 物2956流入第二个口 2806，并且结合的再循环反应产物和进料2812 通过第三个口 2808流出第一分开区2810。结合的再循环反应产物和 进料2812然后通过第一混合器入口 2824进入第一混合器2820中， 在那里它与通过第二混合器入口 2828进入第一混合器2820中的氢气 2832结合。由第一氢气阀2830控制氢气2832的量。再循环的反应 产物/进料/氢气2822通过第一混合器出口 2826流出第一混合器2820， 并且通过反应器入口 2842流入反应器2840。在反应器2840内，再 循环的反应产物/进料/氢气2822流过它反应的第一催化剂床2860。 随着再循环的反应产物/进料/氢气2822反应，可能从溶液中产生第一 催化剂床氢气和轻馏分烃气体2845，并且积聚在反应器2840的顶部。 通过第一反应器口 2847从反应器2840中除去第一催化剂床气体 2845。由第一排气阀2870控制经第一反应器口 2847从反应器2840 中除去第一催化剂床气体2845的速率。
在位于第一催化剂床2860上方的第一液位控制器2850处监测再 循环的反应产物/进料/氢气2822的液位。如果再循环的反应产物/进 料/氢气2822的液位上升至所需的液位之上，第一液位控制器2850 将给第一氢气阀2830发送向第一混合器2820增加氢气量的信号。如 果再循环的反应产物/进料/氢气2822的液位下降至所需的液位之下， 第一液位控制器2850将给第一氢气阀2830发送降低进入第一混合器 2820中氢气量的信号。
第一催化剂床产物2846通过第三混合器入口 2884流入第二混合 器2880，在那里它与通过第四混合器入口 2888进入第二混合器2880 中的氢气2892结合。由第二氢气阀2890控制氢气2892的量。第一 催化剂床产物/氢气2882通过第二混合器出口 2886流出第二混合器 2880，并且流过它反应的第二催化剂床2920。随着第一催化剂床产 物/氢气2882反应，可能从溶液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃 气体2905，并且积聚在第二催化剂床2920的顶部。通过第二反应器 口 2907除去第二催化剂床气体2905。由第二排气阀2930控制经第 二反应器口 2907除去第二催化剂床气体2905的速率。
在位于第二催化剂床2920上方的第二液位控制器2910处监测第 一催化剂床产物/氢气2882的液位。如果第一催化剂床产物/氢气2882 的液位上升至所需的液位之上，第二液位控制器2910将给第二氢气 阀2890发送向第二混合器2880增加氢气量的信号。如果第一催化剂 床产物/氢气2882的液位下降至所需的液位之下，第二液位控制器 2910将给第二氢气阀2890发送降低进入第二混合器2880中氢气量 的信号。
反应产物2906通过反应器出口 2844流出反应器2840。反应产 物2846通过第四个口 2942流入第二分开区2940，在那里它分成两 股流，通过第五个口 2944流出第二分开区2940的分开的反应产物 2952,及通过第六个口 2946流出第二分开区2940的再循环的反应产 物2956。再循环的反应产物2956在于第一分开区2810处与新鲜进 料2802混合前通过再循环泵2960泵送。
图15显示了一般性地由标记3000表示的下流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进 料3002通过第一个口 3004流入第一分开区3010。再循环的反应产 物3156流入第二个口 3006，并且结合的再循环反应产物和进料3012 通过第三个口 3008流出第一分开区3010。结合的再循环反应产物和 进料3012然后通过第一混合器入口 3020进入第一混合器3020中， 在那里它与通过第二混合器入口 3028进入第一混合器3020中的氢气 3032结合。由第一氢气阀3030控制氢气3032的量。再循环的反应 产物/进料/氢气3022通过第一混合器出口 3026流出第一混合器3020， 并且通过反应器入口 3042流入反应器3040。在反应器3040内，再 循环的反应产物/进料/氢气3022流过它反应的第一催化剂床3060。 随着再循环的反应产物/进料/氢气3022反应，可能从溶液中产生第一 催化剂床氢气和轻馏分烃气体3045，并且积聚在反应器3040的顶部。 通过第一反应器口 3047从反应器3040中除去第一催化剂床气体 3045。由第一排气阀3070控制经第一反应器口 3047从反应器3040 中除去第一催化剂床气体3045的速率。
在位于第一催化剂床3060上方的第一压力控制器3050处监测过 量第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体3045的压力。如果第一催化剂 床氢气3045的压力上升至所需的压力之上，第一压力控制器3050将 给第一氢气阀3030发送向第一混合器3020降低氢气量的信号。如果 第一催化剂床氢气3045的压力下降至所需的压力之下，第一液位控 制器3050将给第一氢气阀3030发送增加进入第一混合器3020中氢 气量的信号。
第一催化剂床产物3046通过第三混合器入口 3084流入第二混合 器3080，在那里它与通过第四混合器入口 3088进入第二混合器3080 中的氢气3092结合。由第二氢气阀3090控制氢气3092的量。第一 催化剂床产物/氢气3082通过第二混合器出口 3086流出第二混合器 3080，并且流过它反应的第二催化剂床3120。随着第一催化剂床产 物/氢气3082反应，可能从溶液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃 气体3105，并且积聚在第二催化剂床3120的顶部。通过第二反应器 口 3107除去第二催化剂床气体3105。由第二排气阀3120控制经第 二反应器口 3107除去第二催化剂床气体3105的速率。
在位于第二催化剂床3120上方的第二压力控制器3110处监测过 量第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体3105的压力。如果第二催化剂 床氢气3105的压力上升至所需的压力之上，第二压力控制器3110将 给第二氢气阀3090发送向第二混合器3080降低氢气量的信号。如果 第二催化剂床氢气3105的压力下降至所需的压力之下，第二液位控 制器3110将给第二氢气阀3090发送增加进入第二混合器3080中氢 气量的信号。
反应产物3106通过反应器出口 3004流出反应器3040.。反应产 物3106通过第四个口 3142流入第二分开区3140，在那里它分成两 股流，通过第五个口 3144流出第二分开区3140的分开的反应产物 3152，及通过第六个口 3146流出第二分开区3140的再循环的反应产 物3156。再循环的反应产物3156在于第一分开区3010处与新鲜进 料3002混合前通过再循环泵3160泵送。
图16显示了一般性地由标记3200表示的上流多床式反应器系统 的示意图，其中由反应器中的液位控制反应器中的液体的量。新鲜进 料3202通过第一个口 3204流入第一分开区3210。再循环的反应产 物3356流入第二个口 3206，并且结合的再循环反应产物和进料3212 通过第三个口 3208流出第一分开区3210。结合的再循环反应产物和 进料3212然后通过第一混合器入口 3224进入第一混合器3220中， 在那里它与通过第二混合器入口 3228进入第一混合器3220中的氢气 3232结合。由第一氢气阀3230控制氢气3232的量。再循环的反应 产物/进料/氢气3222通过第一混合器出口 3226流出第一混合器3220， 并且通过反应器入口 3242流入反应器3240。在反应器3240内，再 循环的反应产物/进料/氢气3222流过它反应的第一催化剂床3260。 随着再循环的反应产物/进料/氢气3222反应，可能从溶液中产生第一 催化剂床氢气和轻馏分烃气体3245，并且积聚在反应器3240的顶部。 通过第一反应器口 3247从反应器3240中除去第一催化剂床气体 3245。由第一排气阀3270控制经第一反应器口 3247从反应器3240 中除去第一催化剂床气体3245的速率。
在位于第一催化剂床3260上方的第一液位控制器3250处监测再 循环的反应产物/进料/氢气3222的液位。如果再循环的反应产物/进 料/氢气3222的液位上升至所需的液位之上，第一液位控制器3250 将给第一氢气阀3230发送向第一混合器3220增加氢气量的信号。如 果再循环的反应产物/进料/氢气3222的液位下降至所需的液位之下， 第一液位控制器3250将给第一氢气阀3230发送降低进入第一混合器 3220中氢气量的信号。
第一催化剂床产物3246通过第三混合器入口 3284流入第二混合 器3280,在那里它与通过第四混合器入口 3288进入第二混合器3280 中的氢气3292结合。由第二氢气阀3290控制氢气3292的量。第一 催化剂床产物/氢气3282通过第二混合器出口 3286流出第二混合器 3280并且流过它反应的第二催化剂床3120。随着第一催化剂床产物/ 氢气3282反应，可能从溶液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃气 体3305，并且积聚在第二催化剂床3320的顶部。通过第二反应器口 3307除去第二催化剂床气体3305。由第二排气阀3330控制经第二反 应器口 3307除去第二催化剂床气体3305的速率。
在位于第二催化剂床3320上方的第二液位控制器3310处监测第 一催化剂床产物/氢气3282的液位。如果第一催化剂床产物/氢气3282 的液位上升至所需的液位之上，第二液位控制器3310将给第二氢气 阀3290发送向第二混合器3280增加氢气量的信号。如果第一催化剂 床产物/氢气3282的液位下降至所需的液位之下，第二液位控制器 3310将给第二氢气阀3290发送降低进入第二混合器3280中氢气量 的信号。
反应产物3306通过反应器出口 3244流出反应器3240。反应产 物3246通过第四个口 3342流入第二分开区3340，在那里它分成两 股流，通过第五个口 3344流出第二分开区3340的分开的反应产物 3352，及通过第六个口 3346流出第二分开区3340的再循环的反应产 物3356。再循环的反应产物3356在于第一分开区3210处与新鲜进 料3202混合前通过再循环泵3360泵送。
图17显示了一般性地由标记3400表示的上流双反应器系统的示 意图，其中由反应器中的气体压力控制反应器中的液体的量。新鲜进 料3402通过第一个口 3404流入第一分开区3410。再循环的反应产 物3556流入第二个口 3406，并且结合的再循环反应产物和进料3412 通过第三个口 3408流出第一分开区3410。结合的再循环反应产物和 进料3412然后通过第一混合器入口 3420进入第一混合器3420中， 在那里它与通过第二混合器入口 3428进入第一混合器3420中的氢气 3432结合。由第一氢气阀3430控制氢气3432的量。再循环的反应 产物/进料/氢气3422通过第一混合器出口 3426流出第一混合器3420， 并且通过反应器入口 3442流入反应器3440。在反应器3440内，再 循环的反应产物/进料/氢气3422流过它反应的第一催化剂床3460。 随着再循环的反应产物/进料/氢气3422反应，可能从溶液中产生第一 催化剂床氢气和轻馏分烃气体3445，并且积聚在反应器3440的顶部。 通过第一反应器口 3447从反应器3440中除去第一催化剂床气体 3445。由第一排气阀3470控制经第一反应器口 3447从反应器3440 中除去第一催化剂床气体3445的速率。
在位于第一催化剂床3460上方的第一压力控制器3450处监测过 量第一催化剂床氢气和轻馏分烃气体3445的压力。如果第一催化剂 床氢气3445的压力上升至所需的压力之上，第一压力控制器3450将 给第一氢气阀3430发送向第一混合器3420降低氢气量的信号。如果 第一催化剂床氢气3445的压力下降至所需的压力之下，第一液位控 制器3450将给第一氢气阀3430发送增加进入第一混合器3420中氢 气量的信号。
第一催化剂床产物3446通过第三混合器入口 3484流入第二混合 器3480，在那里它与通过第四混合器入口 3488进入第二混合器3480 中的氢气3492结合。由第二氢气阀3490控制氢气3492的量。第一 催化剂床产物/氢气3482通过第二混合器出口 3486流出第二混合器 3480并且流过它反应的第二催化剂床3520。随着第一催化剂床/氢气 3482反应，可能从溶液中产生第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体 3505，并且积聚在第二催化剂床3520的顶部。通过第二反应器口 3507 除去第二催化剂床气体3505。由第二排气阀3530控制经第二反应器 口 3507除去第二催化剂床气体3505的速率。
在位于第二催化剂床3520上方的第二压力控制器3510处监测过 量第二催化剂床氢气和轻馏分烃气体3505的压力。如果第二催化剂 床氢气3505的压力上升至所需的压力之上，第二压力控制器3510将 给第二氢气阀3490发送向第二混合器3480降低氢气量的信号。如果 第二催化剂床氢气3505的压力下降至所需的压力之下，第二液位控 制器3510将给第二氢气阀3490发送增加进入第二混合器3480中氢 气量的信号。
反应产物3506通过反应器出口 3404流出反应器3440。反应产 物3506通过第四个口 3542流入第二分开区3540，在那里它分成两 股流，通过第五个口 3544流出第二分开区3540的分开的反应产物 3552，及通过第六个口 3546流出第二分开区3540的再循环的反应产 物3556。再循环的反应产物3556在于第一分开区3410处与新鲜进 料3402混合前通过再循环泵3560泵送。 '
图18是用于下流连续液相加氢处理过程的具有液位控制器的单 床反应器的示意图， 一般性由标记4000表示。反应器4000由具有入 口 4042和出口 4044的容器4010组成。将反应器4000的内部分成两 个区域包含气体4025的上部区域4020和包含催化剂床4060的明 显更大的下部区域4030，催化剂床由催化剂颗粒4062和液体4035 组成。
使用液位控制器4050维持下部区域4030中液体的量4035在催 化剂床4060上方的位置。排气阀4047以预定的恒定速度从上部区域 4020释放气体4025。由排气口 4070调节排气阀4047。
图19是用于上流连续液相加氢处理过程的具有液位控制器的多 床式反应器的示意图， 一般性由标记4200表示。反应器4200由具有 入口 4242和出口 4244的容器4210组成。反应器的内部包括由催化 剂颗粒4262组成的第一催化剂床4260，接着是混合器4280，再接着 是由催化剂颗粒4322组成的第二催化剂床4320。
将位于反应器入口 4242和混合器4280间的反应器4200部分分 成两个区域包含气体4225的上部区域4220和包含催化剂床4260 及液休4235的明显更大的下部区域4230。
使用压力控制器4250维持上部区域4220中气体4225的压力为 预定的压力。排气阀4247以预定的恒定速度从上部区域4220释放气 体4225。由排气阀4270调节排气口 4247。
混合器4280包含向混合器4280中引入液体4235的第一入口 4284、向混合器4280中引入氢气的第二入口 4288、以及导向第二催 化剂床4320的出口 4286。
将位于反应器混合器4280和反应器出口 4244间的反应器4200 部分分成两个区域包含气体4355的上部区域4350和包含催化剂床 4320及液体4365的明显更大的下部区域4360。
使用压力控制器4310维持上部区域4350中气体4355的压力为 预定的压力。排气口 4307以预定的恒定速度从上部区域4350释放气 体4355。由排气阀4330调节排气口 4307。
根据本发明，脱沥青溶剂包括丙垸、丁烷和/或戊垸。其它进料 稀释剂包括轻质烃、轻馏分、石脑油、柴油、VGO、事先加氢处理的 油料、再循环的加氢裂化的产物、异构化的产物、再循环的脱金属产 物等等。
实施例1
在620K下，加氢处理选自石油馏分、馏出物、残油、蜡、润滑 油、DAO、或者除柴油燃料以外的燃料中的进料，除去硫和氮。每桶 柴油燃料必须与约200 SCF (5.66 m"的氢气反应来制备合格产物。稀 释剂选自丙垸、丁垸、戊烷、轻质烃、轻馏分、石脑油、柴油、VGO、 事先加氢处理的油料、或者它们的组合。在65或95巴和再循环与进 料比1/1或2/1下，在620 K出口温度下操作的管式反应器足以实现 所需反应。
实施例2
在620K下，加氢处理选自石油馏分、馏出物、残油、油、蜡、 润滑油、DAO、或者除脱沥青油等中的进料，除去硫和氮并且使芳烃 饱和。每桶脱沥青油必须与约1000 SCF (28.32 m^的氢气反应来制备 合格产物。稀释剂选自丙垸、丁烷、戊烷、轻质烃、轻馏分、石脑油、 柴油、VGO、事先加氢处理的油料、或者它们的组合。在循环比2.5/1 下，在80巴和620 K出口温度下操作的管式反应器足以提供全部所 需的氢气，并且允许反应器温度上升小于20K。
实施例3
如本申请中所述并且表示的连续液相加氢处理方法和设备。
实施例4
在加氢处理方法中，改进包括在氢气溶解性相对油进料较高的溶 剂或稀释剂的存在下，混合和/或闪喷氢气和要处理的油的步骤。
实施例5
上面的实施例4，其中所述溶剂或稀释剂选自重石脑油、丙垸、 丁烷、戊烷、轻质烃、轻馏分、石脑油、柴油、VGO、事先加氢处理 的油料、或者它们的组合。
实施例6
上面的实施例5，其中所述进料选自油、石油馏分、馏出物、残 油、柴油燃料、脱沥青油、蜡、润滑油等。
实施例7
一种连续液相加氢处理方法，其包括如下步骤混合进料与稀释 剂，在进入反应器前用氢气饱和所述稀释剂/进料混合物，在反应器 中使进料/稀释剂/氢气混合物与催化剂反应，来饱和或者除去硫、氮、 氧、金属或者其它污染物，或者用于降低分子量或裂化。
实施例8
上面的实施例7，其中所述反应器保持在500-5000 psi (3447 kPa-34,473kPa)，优选1000-3000 psi (6895 kPa - 20,684 kPa)的压力下。
实施例9
上面的实施例8还包含在超临界溶液条件下运行反应器的步骤， 从而没有溶解性限制。
实施例10
上面的实施例9还包含从反应器流出物中除去热量、分离稀释剂 与反应进料，并且将稀释剂再循环到反应器上游点的步骤。
一种通过上述实施例之一生产的加氢处理的、加氢处理的、加氢 精加工的、加氢精制的、加氢裂化等的石油产品。
实施例12
用于根据本发明的改进的加氢处理方法的反应容器，其包括在2 英寸(5.08 cm)直径较小管子中的催化剂，反应器体积约40 ft3 (U3 m3)、反应器建造成耐压最多至约3000 psi (20,684 kPa)。
实施例13
在溶剂脱沥青过程中，使八份体积的正丁烷与一份体积的真空塔
底物接触。在除去沥青后，但在从脱沥青油(DAO)中回收溶剂前，将 溶剂/DAO混合物泵至约1000-1500 psi (6895 kPa - 10,342 kPa)并且与 氢气混合，每桶DAO约900 SCF (25.4 m)H2。将溶剂/DAO/氢气混 合物加热至约590K-620K，并且与催化剂接触来除去硫、氮和饱和 芳香烃。在加氢处理后，通过减压至约600 psi (4137 kPa)从加氢处理 的DAO中回收丁烷。
实施例14
上述实施例至少一个包括多级反应器，其中与根据本发明配置的 反应器串联布置两个或多个反应器，并且反应器在温度、压力、催化 剂等方面是相同或不同的，和/或多床式反应器，其中在根据本发明 的单反应器中布置两个或多个催化剂床。
实施例15
再参考上面的实施例14，使用多级反应器来制备专用产品、蜡、 润滑袖等等。
简单地说，加氢裂化是打断碳-碳键，加氢异构化是碳-碳键的重 排。加氢脱金属是除去金属，通常从真空塔底物或者脱沥青油中除去， 从而避免催化剂在催化裂化装置和加氢裂化器中中毒。
实施例16
加氢裂化使一体积真空气态油与每桶气体油进料1000 SCF (6895 kPa) H2混合，并且与两体积回收的加氢裂化产物(稀释剂)混合， 并且在750°F (399。C)和2000 psi (13,789 kPa)下穿过加热裂化催化齐廿。 加氢裂化产物包含20%石脑油、40°/。柴油和40%残油。
加氢异构化使一体积包含80%石蜡的进料与每桶进料200 SCF (5.66 m2) H2混合，并且与一体积异构化的产物作为稀释剂混合，并 且在550°F (287.8。C)和2000 psi (13,789 kPa)下穿过异构化催化剂。异 构化的产物具有30°F (-l。C)的流点和140的VI。
实施例18
加氢脱金属化使一体积包含80 ppm总金属的进料与每桶150 SCF(4.25kPa)H2混合，并且与一体积回收的脱金属的产物混合，并 且在450°F (232。C)和1000 psi (6895 kPa)下通过催化剂上方。产物包 含3 ppm总金属。
一般，Fischer-Tropsch指从一氧化碳和氢气(CO和H2或合成气) 中生产链烷烃。合成气包含C02、 CO、 H2，并且从各种来源，主要 是煤或天然气中制备。然后合成气在特定的催化剂上反应，产生特定 的产物。
Fischer-Tropsch合成是在负载的金属催化剂上从CO和112制备 烃，几乎仅仅是链烷烃，经典的Fischer-Tmpsch催化剂是铁，但是也 可以使用其它金属催化剂。
合成气可以并且也用来制备其它化学制剂，主要是醇类，但是这 些不是Fischer-Tropsch反应。本发明的技术可以用于任意催化反应， 其中为了在催化剂表面上反应必须将一种或多种组分从气相转移到 液相。
实施例19
两阶段加氢处理方法，其中第一阶段在足以除去硫、氮、氧等 [620K, 100 psi (689 kPa)]的条件下操作，然后除去污染物H2S、 NH3 和水，并且在足以使芳香烃饱和的条件下操作第二阶段反应器。
实施例20
如在上述实施例至少一项中所述的方法，其中除了氢气外，混合 一氧化碳(CO)与氢气，并且使混合物与Fischer-Tropsch催化剂接触来
合成烃类化学品。
实施例21
如在上述实施例至少一项中所述的方法，其中通过反应器中液体 进料/稀释剂/氢气混合物的液位和反应的液体进料/稀释剂/氢气混合 物的液位控制反应器内液体进料/稀释剂/氢气混合物的量。
反应器中液位保持在反应器中催化剂床上部以上，并且由液位控 制器监控。随着反应器中液位上升或下降，调整加入进料/稀释剂混 合物中的氢气量从而分别降低或升高反应器中的液位。
实施例22
如在上述实施例至少一项中所述的方法，其中通过反应器上部过 量氢气和轻馏分烃气体的压力控制反应器内液体进料/稀释剂/氢气混 合物的量。
反应器上部的气压保持为就进料和所需产物规格而言适合特定 应用的指定压力。随着反应器上部的气压增加或减少，调整加入进料 /稀释剂混合物中的氢气量从而分别降低或增加反应器上部的气压。
根据本发明，改进的加氢处理、加氢处理、加氢精加工、加氢精 制和/或加氢裂化方法通过减少或者不需要在反应容器中由压力迫使 氢气进入溶液中，并且通过添加稀释剂或溶剂或者选择稀释剂或溶剂 而增加氢气溶解性，在较低压力和最小量催化剂下从润滑油和蜡中除 去杂质。例如，用于重馏分的稀释剂是柴油燃料，并且用于轻馏分的 稀释剂是丙烷。但是，当使用丙垸作为稀释剂时，可以实现高的溶解
性。此外，使用本发明的方法，可以实现氢气在溶液中的化学计量需 求。另外，通过使用本发明的方法，可以降低耐压容器的成本并且可 以在小的反应管中使用催化剂，因而降低了成本。此外，通过使用本 发明的方法，可以不需要氢气循环压縮机。
尽管本发明的方法可以在加氢处理、加氢处理、加氢精加工、加 氢精制和/或加氢裂化用的传统设备中使用，但是通过能够在低压下 实施所述方法，和/或回收溶剂、稀释剂、氢气或者至少一部分先前 加氢处理过的原料或进料，可以使用更低成本的设备、反应器、氢气 压縮机等实现相同或者更好的结果。
尽管已经仅以其一些形式显示了本发明，但是很明显，对于本领 域技术人员它不是限制性的，而且容易进行各种改变和改进而不会背 离本发明的范围。因此，广义地并且以与本发明的范围一致的方式解 释所附的权利要求书是适当的。
权利要求
1.一种连续液相加氢处理方法，其在稳态操作期间使用在预定温度下的反应器，并且所述反应器具有上部气体区域和明显更大的下部氢气区域，氢气溶解在包围着催化剂的液体混合物中，因而所述液体使所述预定温度的波动最小化，所述方法包括如下步骤(a)混合液体进料与液体稀释剂形成连续的液相稀释剂/进料混合物，所述进料具有选自硫、氮、氧、金属及它们的组合中的至少一种的污染物；(b)在进入反应器前在恒定的压力环境中掺混所述稀释剂/进料混合物与氢气，形成连续的液相进料/稀释剂/氢气混合物；(c)向反应器中引入所述连续的液相进料/稀释剂/氢气混合物；(d)在反应器中在催化剂活性位点处反应所述进料/稀释剂/氢气混合物，从而从进料混合物中除去所述污染物，形成反应过的液体、过量氢气和轻馏分烃气体，所述反应过的液体和所述进入液体混合物在反应器中形成一定量的液体，由此提供热稳定物质；(e)通过监测所述液体量并且增加或减少在步骤b中添加的氢气量，来控制反应器中的液体量；及(f)将过量气体排出反应器。
2. 权利要求1的方法，其中控制反应器中液体量的方法基于 反应器内所述液体的液位。
3. 权利要求1的方法，其中控制反应器中液体量的方法基于 反应器内的气体压力。
4. 权利要求l的方法，其中将所述进料/稀释剂/氢气混合物加 入反应器的顶部。
5. 权利要求l的方法，其中将所述进料/稀释剂/氢气混合物加 入反应器的底部。
6. 权利要求1的方法，其中设置所述排气速率来控制系统中 轻馏分的聚集。
7. 权利要求l的方法，其中所述溶剂或稀释剂选自重石脑油、 丙烷、丁垸、戊烷、轻质烃、轻馏分、石脑油、柴油、VGO、.事先加 氢处理的油料、或者它们的组合。
8. 权利要求l的方法，其中所述进料选自油、石油馏分、馏 出物、残油、柴油燃料、脱沥青油、蜡、润滑油和特殊产品。
9. 权利要求l的方法，其中所述催化剂选自球形、圆柱形、 三叶形、四叶形、或者它们的组合或变体。
10. 权利要求l的方法，其中所述方法是使用两个或多个反应 器串联的多级方法。
11. 权利要求l的方法，其中将多个反应器或者多床式反应器 用于至少一种如下处理除去硫、氮、氧、金属及其组合、饱和芳香 烃；和降低分子量。
12. 权利要求l的方法，其中包围着所述催化剂的液体基本上 是等温的。
13. 权利要求l的方法，其中所述监测所述液体量的步骤包括 用来监测反应器下部区域中所述液体液位的设施。
14. 权利要求l的方法，其中所述监测所述液体量的步骤包括 用来监测反应器上部区域中所述气体压力的设施。
15. 权利要求l的方法，其中通过控制所述液体进料和所述液 体稀释剂之一或两者的温度来维持反应器中的液体温度。
16. —种用于连续液相加氢处理系统的反应器，其中液体在催化 剂活性位点处与溶解在液体中的氢气反应形成反应的液体、过量氢气 和轻馏分烃气体，并且所述液体还用来使反应器中温度的波动最小， 其包含(a) 容器，具有顶部和底部；(b) 催化剂床，含有填充了所述容器的大部分的催化剂颗粒；(c) 入口，允许液体与溶解在其中的氢气的混合物进入所述容器；(d) 上部区域，适于在所述容器内临时存放气体；(e) 基本上等温的下部区域，适于在所述容器内临时存放包围着 所述催化剂床的液体；(f) 出口，允许所述反应过的液体流出所述容器；(g) 控制系统，通过增加或减少加到所述液体中的氢气的量调整 容器中液体的量；(h) 排气口，允许所述过量的氢气和所述轻馏分烃气体通过所述 顶部离开所述容器；及(i) 阀门，调整通过所述排气口离开所述容器的气体的量。
17. 权利要求16的反应器，其中所述液体从容器的顶部进入 反应器。
18. 权利要求16的反应器，其中所述液体从容器的底部进入 反应器。
19. 权利要求16的反应器，其中所述催化剂颗粒是球形、圆 柱形、三叶形、四叶形、或者它们的组合或变体。
20. 权利要求16的反应器，其中通过控制反应器下部区域中的液位来调整反应器中液体的量。
21. 权利要求16的反应器，其中通过控制反应器上部区域中的气压来调整反应器中液体的量。
22. 权利要求16的反应器，其中通过在进入反应器前降低加入所述液体混合物中的氢气的量，来增加反应器中液体的量。
23. 权利要求16的反应器，其中通过在进入反应器前增加加入所述液体混合物中的氢气的量，来降低反应器中液体的量。
24. —种用于连续液相加氢处理反应器的控制系统，所述反应器具有上部气体区域和明显更大的包围着催化剂的下部液体区域，其包含(a) 位于所述反应器上的指示器；(b) 检测所述反应器中液体量的装置； (c) 从所述检测装置中获得的指示器读数； (d) 将所述指示器读数转化成指示器信号的装置；(e) 接收所述指示器信号的计算机；①将所述指示器信号传送给所述计算机的装置；(g) 解读所述指示器信号并且基于所述指示器信号进行调整的软 件程序；(h) 将所述调整转化成调整信号的装置；(i) 传送所述调整信号的装置；(i)氢气控制阀，位于所述反应器上游，调整进入反应器进料中 的氢气的量；(k)在所述氢气控制阀处解读所述调整信号的装置；及 (1)基于所述解读装置调整所述氢气控制阀的装置。
25. 权利要求24的控制系统，其中所述反应器上的指示器是 液位指示器。
26. 权利要求24的控制系统，其中所述反应器上的指示器是气压指示器。
27. —种连续液相加氢处理方法，其在稳态操作期间使用在预定 温度下的反应器，并且所述反应器具有上部气体区域和明显更大的下 部氢气区域，氢气溶解在包围着催化剂的液体混合物中，从而所述液 体使所述预定温度的波动最小化，所述方法包括如下步骤(a) 混合液体进料与液体稀释剂形成连续的液相稀释剂/进料混 合物，所述进料具有选自硫、氮、氧、金属及它们的组合中的至少一 种的污染物；(b) 在进入反应器前在恒定的压力环境中掺混所述稀释剂/进料 混合物与氢气，形成连续的液相进料/稀释剂/氢气混合物；(C)向反应器中引入所述连续的液相进料/稀释剂/氢气混合物；(d) 在反应器中在催化剂活性位点处反应所述进料/稀释剂/氢气 混合物，从而从进料混合物中除去所述污染物，形成反应过的液体、 过量氢气和轻馏分烃气体，所述反应过的液体和所述进入液体混合物 在反应器中形成一定量的液体，由此提供热稳定物质；(e) 通过监测所述气压并且增加或减少在步骤b中添加的氢气量来控制反应器中的所述气体的压力；及 (。将过量气体排出反应器。
28. 权利要求27的方法，其中将所述进料/稀释剂/氢气混合物加入反应器的顶部。
29. 权利要求27的方法，其中将所述进料/稀释剂/氢气混合物加入反应器的底部。
30. 权利要求27的方法，其中设置所述排气速率来控制系统中轻馏分的聚集。
31. 权利要求27的方法，其中所述溶剂或稀释剂选自重石脑 油、丙烷、丁垸、戊烷、轻质烃、轻馏分、石脑油、柴油、VGO、事 先加氢处理的油料、或者它们的组合。
32. 权利要求27的方法，其中所述进料选自油、石油馏分、 馏出物、残油、柴油燃料、脱沥青油、蜡、润滑油和特殊产品中。
33. 权利要求27的方法，其中所述催化剂选自球形、圆柱形、 三叶形、四叶形、或者它们的组合或变体。
34. 权利要求27的方法，其中所述方法是使用两个或多个反应器串联的多级方法。
35. 权利要求27的方法，其中将多个反应器或者多沐式反应器用于至少一种如下处理除去硫、氮、氧、金属及其组合、饱和芳 香烃；和降低分子量。
36. 权利要求27的方法，其中包围着所述催化剂的液体基本上是4温的o
37. 权利要求27的方法，其中所述监测所述气压的步骤包括 用来监测反应器上部区域中所述气体压力的设施。
38. 权利要求27的方法，其中通过控制所述液体进料和所述 液体稀释剂之一或两者的温度来维持反应器中的液体温度。
39. —种用于连续液相加氢处理系统的反应器，其中液体在催化 剂活性位点处与溶解在液体中的氢气反应形成反应的液体、过量氢气 和轻馏分烃气体，并且所述液体还用来使反应器中温度的波动最小， 其包含(a) 容器，具有顶部和底部；(b) 催化剂床，含有填充了所述容器的大部分的催化剂颗粒；(c) 入口，允许液体与溶解在其中的氢气的混合物进入所述容器；(d) 上部区域，适于在所述容器内临时存放气体；(e) 基本上等温的下部区域，适于在所述容器内临时存放包围着 所述催化剂床的液体；(f) 出口，允许所述反应过的液体流出所述容器；(g) 控制系统，通过增加或减少加到所述液体中的氢气的量调整 容器中的气压；(h) 排气口，允许所述过量的氢气和所述轻馏分烃气体通过所述 顶部离开所述容器；及(i) 阀门，调整通过所述排气口离开所述容器的气体的量。
40. 权利要求39的反应器，其中所述液体从容器的顶部进入 反应器。
41. 权利要求39的反应器，其中所述液体从容器的底部进入 反应器。
42. 权利要求39的反应器，其中所述催化剂是球形、圆柱形、三叶形、四叶形、或者它们的组合或变体。
43.权利要求39的反应器， 的液位来调整反应器中的气压。
44.权利要求39的反应器，其中:的气压，来调整反应器中的气压。
45. 权利要求39的反应器， 入所述液体混合物中的氢气的量，
46. 权利要求39的反应器， 入所述液体混合物中的氢气的量，其中通过控制反应器下部区域中通过控制反应器上部区域中其中通过在进入反应器前降低加来增加反应器中的气压。其中通过在进入反应器前增加加来降低反应器中的气压。
全文摘要
本发明公开了一种连续液相加氢处理方法、设备和过程控制系统，其中不需要循环氢气通过催化剂。通过在溶剂或氢气在其中的溶解性相对供给油是高的稀释剂的存在下，混合和/或闪喷(flashing)氢气和要处理的油，加氢处理反应中所需的所有氢气都可以在溶液中获得。然后，可以将油/稀释剂/氢气溶液供给填充了催化剂的栓塞流反应器，油和氢气在那里反应。不需要额外的氢气，因此可以由更小的管形反应器代替大的滴流床反应器。可以使用加到反应器的氢气的量来控制反应器中的液位或者反应器中的压力。
文档编号C10G47/00GK101194001SQ200680018017
公开日2008年6月4日 申请日期2006年3月23日 优先权日2005年3月24日
发明者M·D·阿克森, M·拜厄斯 申请人:过程动力学公司