專利名稱:將含重質烴的物流轉變成含低沸程烴類物流的方法
本發明涉及將含高沸程重質烴類的物流轉變成含低沸程烴類的物流的方法。
本發明的目的在于提供一種在第一段主要轉化液流和在第二段主要轉化氣流的方法。
為了達到上述目的，本發明的使含高沸程重質烴類的物流轉變成含低沸程烴類的物流的方法包括下列諸步驟a)使含高沸程重質烴類的物流，在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.05～5千克/升/時下，并在有氫氣的情況下，通過裝有轉化催化劑的第一轉化段，以產生初次轉化物流;
b)把初次轉化物流轉到第一分離段，并從第一分離段分出氣流和液流;
c)至少把一部分氣流轉到第二轉化段;和d)在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.1～10.0千克/升/時下，并在有氫氣的情況下，使該氣流通過裝有轉化催化劑的第二轉化段，以產生低沸程的再次轉化物流。
本發明方法的一個優點是，在第一轉化段和第二轉化段之間不用進行分餾。另一優點是保持氣流在高壓和高溫下。
眾所周知，熱解汽油(沸點范圍180～205℃的烴物流)的加氫處理方法包括在溫度80～130℃和壓力約6兆帕下，在第一反應器處理該物流;把從第一反應器出來的流出物分成為氣流和液流，并把部分液流返回到第一反應器;把氣流和剩下的液流合在一起，在溫度230～280℃和壓力4.5～6.5兆帕下，在第二反應器進行處理;把從第二反應器出來的流出物分成為氣流和液體產品物流;氣流返回到第二反應器。
在本說明書和權利要求
書中，所用的“高沸程的重質烴類”一詞系指烴類中含沸點范圍高于370℃的烴的量超過70%(重量)。這些烴類還可能含硫，例如0.05～8%(重量)，和含釩之類的重金屬，例如0.5～2000ppm(百萬分之0.5～2000)。所用的“低沸程烴類”一詞系指在正常條件下為液體的烴類，其中，含沸點范圍低于370℃的烴量高于40%(重量)。
在本說明書和權利要求
書中，時空速是表示每升催化劑每小時通過烴物流的千克數(千克/升/時)。
第一轉化段裝有第一轉化催化劑。這種催化劑適宜于烴轉化、脫瀝青質、生成低殘碳量(即在蒸發和高溫裂解后剩下的殘炭)的烴類和(或)脫金屬。適用催化劑的例子是由一種無機氧化物載體(例如氧化硅和/或氧化鋁)和一種或一種以上鎳、釩、鉬和鎢的化合物組成的催化劑。
第二轉化段裝有第二種轉化催化劑。這種催化劑適宜于使氣體烴物流脫硫、加氫和(或)脫氮。適用催化劑的例子是由一種無機氧化物載體[例如氧化鋁和(或)氧化硅]和鎳及(或)鈷，或鉬及(或)鎢組成的催化劑。
高沸程烴類中的重金屬會沉積在第一轉化段中的催化劑上。此外，重質高芳烴分子仍然存在于來自第一轉化段的產物流中，在分離段中與氣流分離。因此基本上無重金屬和重質芳烴分子的物流在第二轉化段中與催化劑接觸。這對第二轉化段中催化劑的壽命具有良好的作用。
下面通過實施例，并參照諸附圖，對本發明作更為詳細的描述。
諸附圖中圖1是本發明第一實施方案的流程圖;
圖2是本發明第二實施方案的流程圖;
圖3是本發明第三實施方案的流程圖;
圖4是本發明第四實施方案的流程圖。
實施本發明所用的設備如圖1所示。這些設備包括呈第一反應器1形式的第一轉化段、呈第一氣-液分離器4形式的第一分離段和呈第二反應器7形式的第二轉化段。第一反應器1與供氫管線8和進料管線9相連。通過管線10使第一反應器1與第一氣-液分離器4相連。通過管線12使第一氣-液分離器4的上段與第二反應器7相連，第一氣-液分離器4的下段與液體管線15相連。第二反應器7接有第二供氫管線17，第二反應器7的上端與流出物排出管18相連。
在正常操作過程中，通過進料管線9，將已預熱的、基本上呈液態的含高沸程的重質烴類的物流送入第一反應器1，與此同時，通過供氫管線8，將氫氣送入第一反應器1。烴流的溫度為325～600℃，以350～500℃為宜，壓力為1～30兆帕，以2～25兆帕為宜。所選烴流的進料速率，在第一反應器1中的時空速為0.05～5千克/升/時，以0.1～2.5千克/升/時為宜。適宜的供氫量為每1000千克烴物流250～2000標準立方米氫氣。由第一反應器1排出的初次轉化物流，通過管線10進入第一氣-液分離器4。由第一氣-液分離器4分出氣流和液流。由于氣-液分離器的操作溫度和壓力基本上與第一、二反應器的轉化溫度和壓力相同，因此該含氫氣流在基本上不加熱和(或)不加壓的情況下轉入第二反應器。
在溫度325～600℃(適宜的是350～500℃)和壓力1～30兆帕(適宜的是2～25兆帕)下，通過管線12將氣流送入第二反應器7。第二反應器內催化劑的量，必須使在烴流的進料速度下時空速為0.1～10.0千克/升/時，適宜的時空速為0.25～5.0千克/升/時。此外還可以向第二反應器供給氫氣。其量宜為每1000千克烴流達到2000標準立方米氫氣。經過再次轉化得的低沸程烴類物流，通過流出物排出管線18，從第二反應器7引出。
為了控制一氣-液分離器4內和第二反應器7內的壓力，可以在管線10和(或)12上裝設壓力控制器(圖中未示出)。
實施例1在時空速1千克/升/時，溫度440℃和壓力15兆帕下，把含沸程高于370℃烴類為95%(重量)、硫為4.7%(重量)和釩為84ppm的液體烴物流送入第一反應器1。按每1000千克液體烴物流1000標準立方米氫氣的速率向第一反應器1供給氫氣。用由含氧化硅載體、鎳化合物及釩化合物組成的催化劑裝填第一反應器1。將第一反應器1得到的初次轉化物流轉到第一氣-液分離器中，由第一分離器4分出氣流和液流。通過液體管線15，從第一氣-液分離器4排出液流。液流的量為送入第一反應器1含烴液流的39%(重量)，該液流含有53.47%(重量)沸程為370～520℃的烴類和46.63%(重量)沸程高于520℃的烴類。此外液流中含有3.2%(重量)的硫和4ppm的釩。
通過管線12從第一氣-液分離器4排出的氣流，含有烴類和氫氣。該氣流的烴含量為進入第一反應器1含烴液流的61%(重量)。氣流中的烴部分含有83%(重量)的沸程低于370℃烴類和0.8%(重量)的硫。
在溫度410℃和壓力13兆帕下將該氣流送入第二反應器7。不向第二反應器7另供氫氣。用由含氧化鋁載體、鎳化合物及鉬化合物組成的催化劑裝填第二反應器7。裝填在反應器內的催化劑量，使得在待處理物流的進料速度下時空速為0.5千克/升/時。
第二反應器7中生成的再次轉化物流含有烴類、氫氣和象H2S和NH3之類的氣體雜質。再次轉化物流的烴含量為進入第一反應器1烴流的61%(重量)。該物流的烴部分含有9.64%(重量)的1～4個碳原子的烴類;32.78%(重量)的碳原子數超過5和沸點范圍低于250℃的烴類;49.61%(重量)的沸點范圍250～370℃的烴類;7.98%(重量)的沸點范圍370～520℃的烴類;0.014%(重量)的硫。用常規的方法(這里不做介紹)可以從再次轉化物流中除去硫化氫和氫氣，而且分離出的氫氣經壓縮后可以重新用于第一和第二轉化段。
在圖2所示的本發明實施方案中，通過管線20使液體管線15與進料管線9相連。圖2和圖1所示的部分設備具有相同的編號。該實施方案能夠使從第一反應器1生成的初次轉化物流中分離出的部分或基本上全部液體，轉到第一反應器1，以便能用第一反應器1內的催化劑，使該液流再次轉化。
實施例2把實施例1的烴流與下文所述的循環物流一道，在相同的條件下送入第一反應器1。
從第一氣-液分離器4排出液流的量為進入第一反應器1含烴液流的106%(重量)。該液流含有61.03%(重量)的沸程為370～520℃烴類和38.97%(重量)的沸程高于520℃烴類。另外該液流含有2%(重量)的硫和2ppm的釩。從第一氣-液分離器4排出的液流中分出數量等于進入第一反應器1含烴液流60%(重量)的液體，作為循環物流，通過管線20轉到第一反應器1。
從液體管線15(位于管線20與管線15連接點下游)分出數量占進入第一反應器1烴流量的46%(重量)的液流，作為器底產物。
通過管線12從氣-液分離器4排出的氣流，含有烴類和氫氣。該氣流的烴含量為進入第一反應器1烴流的54%(重量)。該氣流中烴部分含有73%(重量)的沸點范圍低于370℃烴類和0.9%(重量)的硫。在溫度410℃和壓力13兆帕下將該氣流送入第二反應器7。不向第二反應器7供給另外的氫氣。第二反應器7內裝有與實施例1相同的催化劑。裝填在反應器內催化劑的量，必須使得在所處理物流的進料速度下時空速為0.5千克/升/時。
第二反應器7所生成的再次轉化物流含有烴類、氫氣和象H2S和NH3之類的雜質。再次轉化物流的烴部分含有7.33%(重量)的1～4個碳原子的烴類;28.86%(重量)碳原子數超過5和沸點范圍低于250℃的烴類;50.73%(重量)的沸點范圍250～370℃的烴類;13.08%(重量)的沸點范圍370～520℃的烴類;0.021%(重量)的硫。在再次轉化物流中，每單位已轉化的重質烴所產的C1～C4烴類量低于實施例1。
對于轉化某些重質烴類，提高進入第二反應器7氣體的沸點范圍上限以便提高沸點范圍高于370℃烴類的總轉化率，可能是更有利的。
為了提高氣流的沸點范圍上限，將液體出口管線15與第二分離段以第二氣-液分離器24的形式(見圖3)相接。由第二氣-液分離器24排出的氣體烴類，通過管線25到管線12，然后進入第二轉化反應器7。
從第二氣-液分離器24通過管線26排出液體烴類，如果需要，可以通過管線27把一部分該液體烴類，在含高沸程重質烴類的物流進入第一反應器之前，加入到該物流中。
實施例3在時空速1千克/升/時、溫度440℃和壓力15兆帕下，將含90.5%(重量)沸點范圍高于370℃烴類、4.7%(重量)的硫和84ppm釩的烴物流，與下文所述的循環物流一道送入第一反應器1中。按每1000千克烴流1000標準立方米氫氣的比率，向第一反應器供給氫氣。用由含氧化硅的載體、鎳化合物和釩化合物組成的催化劑裝填第一反應器1。把第一反應器1所生成的初次轉化物流轉到第一氣-液分離器4，從第一分離段分出氣流和液流。
從氣-液分離管4經管線15，排出液流。此液流的量為進入第一反應器1烴流的77%(重量)。該液流不含沸點范圍低于410℃的烴類，含有1.9%(重量)的硫和4ppm的釩。把該液流送入第二氣-液分離器24。第二氣-液分離器24在壓力30毫米汞柱下操作，該物流被分成氣流[相當于送入第一反應器1烴流的28.4%(重量)]和液流。氣流進入第二反應器7。液流含有4.03%(重量)的沸點范圍370～520℃烴類和95.97%(重量)的沸點范圍高于520℃烴類。部分液流[相當于送入第一反應器1烴流30%(重量)]作為循環物流經管線27被送到第一反應器1;剩下的液流，相當于送入第一反應器1烴流的19%(重量)，經位于管線27下游的管線26排出，作為器底產物。
經管線12由氣-液分離器4排出的氣流含有烴類和氫氣。該氣流的烴含量為送入第一反應器1烴流的54%(重量)。該氣流的烴部分含有73%(重量)的沸點范圍低于370℃的烴類和0.9%(重量)的硫。該氣流被送入第二反應器7。
在溫度410℃和壓力13兆帕下將從分離器4和24出來的氣流送入第二反應器7。氣流的總量為送入第一反應器1烴流的81%(重量)。不向第二反應器7供給另外的氫氣。用由含氧化鋁的載體、鎳化合物和鉬化合物組成的催化劑裝填第二反應器7。裝填在反應器內催化劑的量應使所處理物流的進料速率時空速為0.5千克/升/時。
第二反應器7所生成的再次轉化物流的烴含量為送入第一反應器1烴流的81%(重量)。再次轉化物流含有5.75%(重量)的1～4個碳原子的烴類;25.90%(重量)的碳原子數超過5和沸點范圍低于250℃的烴類;42.34%(重量)的沸點范圍250～370℃的烴類;25.74%(重量)的沸點范圍370～520℃的烴類;0.26%(重量)的沸點范圍高于520℃烴類;和0.032%(重量)的硫。
現在參閱圖4所示的本發明實施方案，圖中，從第一氣-液分離器4排出的液流，經管線15，轉入第三反應器形式的第三轉化段30以進一步轉化。第三反應器30中，液流在有氫氣的情況下與類似于在第二反應器7內裝的催化劑接觸，以產生二次轉化物流。
該轉化催化劑適用于氣體烴物流的脫硫、加氫和(或)脫氮。適用催化劑的例子為含有氧化硅載體或氧化硅和氧化鋁的載體、以及鎳和(或)鈷或鉬和(或)鎢的催化劑。
液流溫度為325～600℃，適宜的為350～500℃;第三反應器30內的壓力為1～30兆帕，適宜的為2～25兆帕。第三反應器30內的催化劑量應使得在液流的進料速率下時空速為0.05～10千克/升/時，適宜的為0.1～5千克/升/時。如果需要，可以通過供氫管線31向第三反應器30供給氫氣。二次轉化物流通過出口管線32排出。
為了脫除二此轉化物流中的氣體組分。可以將該物流直接轉到第一氣-液分離器(圖中未示出)，或者將該二次轉化物流轉到第三氣-液分離器35(第三分離段的一種形式)。
將第三氣-液分離器35出來的氣流通過管線36轉到第二反應器7;通過管線37，排出第三氣-液分離器35的液流。如果需要，可以通過管線38把部分或全部液流轉到第一反應器1。
實施例4在相同的條件下把實施例1的烴流與下述的循環物流一道送入第一反應器1。
通過管線12從氣-液分離器4排出的氣流，含有烴類和氫氣。氣流的烴含量為送入第一反應器1烴流的54%(重量)。氣流的烴部分含有73%(重量)沸程低于370℃的烴類，0.9%(重量)的硫。在溫度410℃和壓力13兆帕下，把該氣流送入第二反應器7。
液流由液體管線15排出。該液流的量為進入第一反應器1烴流的76%(重量)。該液流含有63%(重量)沸點范圍高于520℃的烴類和1.9%(重量)的硫，不含沸點范圍低于410℃烴類。
液流被轉到第三反應器30。該反應器裝填有含氧化鋁的載體和鎳化合物以及鉬化合物的催化劑。反應器內裝的催化劑量，應使得在所處理物流的進料速度下時空速為2.7千克/升/時。第三反應器30所生成的二次轉化物流含有97%(重量)的沸點范圍高于370℃的烴類;58%(重量)的沸點范圍高于520℃的烴類;和0.4%(重量)的硫。經管線32將該物流轉到在30毫米汞柱下操作的第三氣-液分離器35。
第三氣-液分離器35所得液流的量為送入第一反應器1烴流的45%(重量)。該液流含有3.97%(重量)的沸點范圍370～520℃烴類和96.03%(重量)的沸點范圍高于520℃烴類。一部分液流，相當于送入第一反應器1烴流的15%(重量)，通過管線37引出，作為器底產物。
液流的其余部分，作為循環物流，經管線38，被轉到第一反應器1。該物流的量為送入第一反應器1烴流的30%(重量)。
第三氣-液分離器35所得的氣流量為送入第一反應器1烴流的31%。該氣流經管線36轉到第二反應器7，在這里它與從第一氣-液分離器4來的氣流一道被轉化。不向第二反應器7供給另外的氫氣。用含氧化鋁載體、鎳化合物和鉬化合物的催化劑裝填第三反應器7。反應器內裝填的催化劑量，應使在所處理物流的進料速度下時空速為0.5千克/升/時。
第二反應器7所生成的再次轉化物流的烴含量為送入第一反應器1烴流的84.9%(重量)。該再次轉化物流含有6.15%(重量)的1～4個碳原子烴類;24.50%(重量)的碳原子數超過5和沸點范圍低于250℃的烴類;41.41%(重量)的沸點范圍250～370℃烴類;27.59%(重量)的沸點范圍370～520℃烴類;0.33%(重量)的沸點范圍高于520℃烴類;和0.020%(重量)的硫。
諸圖中所示的反應器1、7或31，可以是填充床反應器，其中的催化劑按固定床的形式安排;或者是移動床反應器，其中的廢催化劑按預定的速率連續卸出，同時向反應器供給新鮮催化劑以代替廢催化劑;或者是流化床反應器，其中催化劑被向上流動著的被轉化的流體所流化。
各轉化段可以包括一個或者一個以上的反應器，例如三個或四個反應器。
可以把氫氣作為單一的物流引入反應器，或者與將進行轉化的流體在尚未進入反應器之前與之混合。
權利要求
1.將含高沸程重質烴的物流轉變成含低沸程烴的物流的方法，該方法包括以下諸步驟a)在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.05～5千克/升/時下，在氫氣存在下，使含高沸程重質烴的物流通過裝有轉化催化劑的第一轉化段，以產生初次轉化物流；b)把初次轉化物流轉到第一分離段，并從第一分離段分出氣流和液流；c)把至少一部分氣流轉到第二轉化段；和d)在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.1～10.0千克/升/時下，在氫氣存在下，使該氣流通過裝有轉化催化劑的第二轉化段，以產生低沸程的再次轉化物流。
2.根據權利要求
1所述的方法，其中將部分步驟b)所得的液流在含高沸程重質烴的物流通過步驟a)的第一轉化段之前加入到該物流中。
3.根據權利要求
2所述的方法，其中將步驟b)所得的液流在含高沸程重質烴的物流通過步驟a)的第一轉化段之前加入到該物流中。
4.根據權利要求
1所述的方法，其中還包括把步驟b)所得的液流轉到第二分離段;從第二分離段分出氣流和液流;并將此氣流加入到尚未進入第二轉化段[步驟d)]的由步驟b)所得的氣流中。
5.根據權利要求
4所述的方法，其中將部分從第二分離段排出的液流加入到尚未進入步驟a)的第一轉化段的含高沸程重質烴流中。
6.根據權利要求
1所述的方法，其中還包括在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.05～10千克/升/時下，在氫氣存在下，使步驟b)所得的液流通過裝有轉化催化劑的第三轉化段，以產生二次轉化物流。
7.根據權利要求
6所述的方法，其中還包括把一部分二次轉化物流轉到第一分離段。
8.根據權利要求
6所述的方法，其中還包括把二次轉化物流轉到第三分離段;從第三分離段分出氣流和液流;并把氣流加入到在步驟b)所得、尚未進入步驟d)第二轉化段的氣流中。
9.根據權利要求
8所述的方法，其中還包括，把從第三分離段排出的部分液流，加入到尚未進入步驟a)第一轉化段的高沸程重質烴流中。
10.使含高沸程重質烴的物流轉化成低沸程烴物流的方法，基本上如參考附圖所描述。
專利摘要
轉化重質烴物流的方法，a)在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.05～5千克/升/時下，在氫氣存在下，使烴物流通過裝有轉化催化劑的第一轉化反應器，產生初次轉化物流；b)把初次轉化物流轉到第一氣-液分離器，分出氣流和液流；c)把氣流轉到第二轉化反應器；和d)在溫度325～600℃、壓力1～30兆帕和時空速0.1～10千克/升/時下，在氫氣存在下，使氣流通過裝有轉化催化劑的第二轉化反應器，以產生低沸程的再次轉化物流。
文檔編號C10G65/12GK87106905SQ87106905
公開日1988年6月22日 申請日期1987年10月14日
發明者彼特魯斯·馬斯亞斯·馬里·布拉霍夫, 羅伯特·亨德里克·萬·當根, 埃杜亞德·菲利普·基費 申請人:國際殼牌研究有限公司導出引文BiBTeX, EndNote, RefMan