侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置及方法与流程

本发明涉及侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置及方法。

背景技术：

渣油因原油产地、炼油工艺等的不同可分为很多种类，一般可分为常压渣油和减压渣油两大类。渣油的主要成分包括饱和烃、芳香烃、胶质和沥青质等。在高温高压和催化剂的作用下，渣油可以深度加氢，通过开环、裂化等一系列复杂的物理和化学变化而获得轻质燃料油产品。

随着世界各国对轻质油品的需求日益增加，对环保的要求不断趋严，人们对渣油的加氢技术投入了更大的关注。传统的渣油加氢一般采用悬浮床加氢反应器，该反应器虽然对原料的适应性强、操作简单，但由于其受传质控制，因而加氢反应效率较低。其根本原因是反应器内的气泡尺度较大（一般为3-10mm），故气液相界传质面积小（一般在100-200m²/m³），因而限制了传质效率。因此，工程上不得不采用高温（470℃以上）和高压（20mpa以上）操作，通过增加氢的溶解度以提高传质速率，从而强化反应过程。但高温高压产生一系列副作用：能耗和生产成本高、投资强度大、设备操作周期短、故障多、本质安全性差等，从而给工业化大规模生产带来挑战。

气泡直径（sauter直径）d32是决定相界面积大小的关键参数，是决定气液反应速率的核心因素。d32逐渐减小时，体积传质系数逐渐增大；特别是当d32小于1mm时，体积传质系数随d32的减小以类似于指数形式快速增大。因此，将d32减小到纳微米级能够大幅度强化气液反应。直径满足1μm≤d32＜1mm的气泡可称为微气泡，直径满足50nm≤d32＜1μm的气泡可称为纳气泡。由微气泡和纳气泡形成的相界面称为纳微界面。若体系中既有纳气泡，也有微气泡，则称该体系为纳微界面体系。根据yang-laplace方程，气泡的内压与其半径成反比，故纳微气泡也有利于提高气泡内压，提高气体的溶解度。因此气液反应过程中，纳微界面体系能够强化气液传质，进而加快气液反应。纳微气泡具有刚性特征，独立性好，不易聚并，因此纳微气泡体系的气液充分混合，可获得含有大量纳微气泡体系，并在反应器内形成较高的相界面积，进而加快反应速率。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置及方法，利用小微米级气泡破碎器将气体的压力能和液体的动能传递给气泡并最终转变为气泡表面能，该装置通过流体湍流微结构与机械微结构共同作用形成小微米级气泡，并形成微界面气液反应体系。

本发明具体采用如下技术方案实现上述技术目的：

一种侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置，包括：

反应器主体；其顶部设有气液出料口；

至少一个气泡破碎器；设置于反应器主体的侧部；气泡破碎器上设有进气口、进液口和出料口，出料口连接反应器主体；

气液分离器；连接反应器主体的气液出料口；所述气液分离器顶部设有排气口，底部设有出液口；

循环泵；连接气液分离器的出液口；

换热器；连接循环泵的出口管路；所述换热器上设有液体出料口，液体出料口分别连接液体出料管路和循环液管路，所述循环液管路连接气泡破碎器进液口。

本发明所述的气泡破碎器根据能量输入方式或气液比分为气动式、液动式和气液联动式，其中气动式气泡破碎器采用气体驱动，输入气量远大于液体量；液动式气泡破碎器采用液体驱动，输入气量一般小于液体量，气液联动式气泡破碎器则是气体和液体共同驱动。采用多个气泡破碎器时，可以将气动式、液动式气泡破碎器串联形成一组气泡破碎器。一个反应体系可以串联或并联的结合多个气泡破碎器。

本发明的气泡破碎器安装在反应器主体侧边，即侧置式，气液乳化物从侧方进入反应器主体。侧置式的特点是气液乳化物从侧面进入反应器，可以在反应器内形成旋涡流，有利于宏观的传质和传热，加快反应速率。

作为本发明的进一步改进，所述反应器主体下部设有清渣口，用于排渣。

本发明还提供了利用上述装置进行渣油加氢乳化床微界面强化反应方法，包括：

向气泡破碎器的进气口、进液口分别通入气体物料和液体物料；

气泡破碎器将物料破碎形成微米级气泡体系，从而形成气液乳化体系，之后进入反应器主体形成旋涡流继续反应；

反应结束的物料从气液出料口进入气液分离器中进行气液分离，气体从排气口排出，液体由出液口进入循环泵，经过换热器后一部分采出，一部分进入气泡破碎器用于气泡破碎。

作为本发明的进一步改进，所述方法还包括，清空时，反应器内的物料由反应器主体下部的清渣口排出。

作为本发明的进一步改进，所述方法还包括，气液乳化体系在反应器主体中和固体粉末催化剂形成气液固拟乳化体系。优选的，所述催化剂为碳载铁系催化剂，占输入液体原料（即渣油、渣油-煤焦油混合油等）质量的0.2~1%。

作为本发明的进一步改进，进入气泡破碎器的气体物料和液体物料的体积比为500-1800：1。

作为本发明的进一步改进，所述气泡破碎器内反应压强为1-12mpa。

作为本发明的进一步改进，所述气泡破碎器内反应温度为440℃~470℃。

作为本发明的进一步改进，所述气泡破碎器空速为0.4~1.5h^-1。

作为本发明的进一步改进，所述气泡破碎器中形成的微米级气泡体系，平均气泡直径为10μm-500μm。对于100nm-100μm的气泡体系，既含有纳气泡，也含有微气泡，可形成纳微界面，可在更低气压、温度的基础上获取和10μm-500μm微界面相当的效果。

本发明的反应体系，为保证气泡破碎器内体系进入反应器，气泡破碎器操作温度、压强略高于反应器内操作温度、压强，在气泡破碎器内气泡大小较小时，更利于反应进行，可进一步降低反应器内操作温度、压强。

本发明的装置和方法适用于含气液反应体系。利用气泡破碎器将气液体系的气泡尺度由传统的3-10mm，破碎缩小至100nm-500μm，从而大幅度地提高体系气含率和气液相界传质面积，加速多相反应进程，提高气体利用率，改善过量排放造成的环境问题，并解决传统气液反应过程中高温、高压、高物耗能耗、高投资、高风险等问题，由此降低设备的投资成本和运行费用。

本发明的反应体系由于气泡比较小，而导致的气液分离较慢，所以需要再反应器后设置专用的高效气液分离器（如悬液分离器）以实现微气泡与液体的分离。

本发明的装置和方法不仅适用于中低压大空速渣油加氢，也可用于中低压大空速渣油和煤焦油的混合油加氢，以及煤粉-渣油、煤粉-焦油、煤粉-催化油浆等高难度混合固液体系中低压大空速加氢反应制备轻质燃料油或其它特定石油产品。

本发明相较于传统的气液反应器的优点在于：

1.能耗低。传统的固定床气液反应器通过高压来提高气体原料在液体原料中的溶解度，以加强传质。而本发明则是通过气体破碎成100nm-500μm的小微米级气泡体系，进而形成乳化床，可大幅增大气液两相的相界面积，达到强化传质的效果。因此可以适当调低压力，从而降低了能耗。

2.气液比低。传统气液反应器为了保证液体原料能充分反应，气液比一般控制在2000-3000:1。本方法由于大幅度强化传质，因此可大幅减小气液比，这不但减少了气体的物耗，同时也降低了后续气体循环压缩的能耗。本方法由于传质、进而反应都得到了强化，因此可大幅减小氢油比，这不但减少了氢气的物耗，同时也降低了循环压缩的能耗。

3.工艺配置灵活，生产安全性高，吨产品成本低，市场竞争力强。

附图说明

图1为实施例1侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置的结构示意图；

图2为实施例2侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置的结构示意图；

图3为实施例3侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置的结构示意图；

图4为实施例4侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置的结构示意图；

图中：1反应器主体；2气液分离器；3循环泵；4换热器；1-1液动式破碎器；1-2气动式气泡破碎器；1-3气体原料管路；1-4液动式气泡破碎器进气管路；1-5初级乳化液管路；1-6气动式气泡破碎器进气管路；1-7液体原料管路；1-8气液出料管路；1-9清渣管路；1-10，导流筒；1-11气液联动式气泡破碎器；2-1出液管路；2-2排气管路；3-1出口管路；4-1液体出料管路；4-2循环液管路。

具体实施方式

下面结合附图，对本发明的具体实施方式进一步详细描述。以下实施例用于说明本发明，但不限制本发明的范围。

实施例1

如图1所示的一种侧置式渣油加氢乳化床微界面强化反应装置，包括反应器主体1；其顶部设有气液出料口，连接气液出料管路1-8；

一组气泡破碎器；由液动式气泡破碎器1-1和气动式气泡破碎器1-2串联组成。气动式气泡破碎器1-2上设有进气口，连接气动式气泡破碎器进气管路1-6；进液口，连接液体原料管路1-7；液动式气泡破碎器1-1上设有进液口，连接循环液管路4-2；进气口，连接液动式气泡破碎器进气管路1-4；气动式气泡破碎器进气管路1-6和液动式气泡破碎器进气管路1-4连接至气体原料管路1-3；气泡破碎器设置于反应器主体1侧部；

气液分离器2；连接气液出料管路1-8；气液分离器2顶部设有排气口，连接排气管路2-2，底部设有出液口，连接出液管路2-1；

循环泵3；连接出液管路2-1；

换热器4；连接循环泵3的出口管路3-1；换热器4上设有液体出料口，连接液体出料管路4-1和循环液管路4-2；

清渣口，设置于气泡破碎器主体1底部，连接清渣管路1-9，用于排渣。

氢气和常压渣油以1000：1的体积配比分别通过气体原料管路1-3、液体原料管路1-7进入气泡破碎器中。渣油由液体原料管路1-7送到气动式气泡破碎器1-2；从气体原料管路1-3进入的氢气分为两路，一路经气动式气泡破碎器进气管路1-6送入气动式气泡破碎器1-2作为破碎驱动力，另一路经液动式气泡破碎器进气管路1-4进入液动式气泡破碎器1-1，在气泡破碎器1-1内被循环液管路4-2送来的循环液破碎成初级乳化液，所得初级乳化液经初级乳化管路1-5进入气动式气泡破碎器1-2，在气泡破碎器1-2中，氢气和渣油充分混合形成100μm~500μm的微气泡和气液乳化体系后，进入反应器主体1形成旋涡流继续反应，乳化体系停在反应器主体内停留2.5h后，经顶部气液出料管路1-8进入气液分离器2中，分离所得气体经排气管路2-2送至后续处理，所得液体经出液管路2-1进入循环泵3。循环泵3送出的液体经出口管路3-1进入换热器4后，一部分由液体出料管路4-1送去后续处理，其余则作为气泡破碎动力由循环液管路4-2送至液动式气泡破碎器1-1。清空时，反应器内的物料可由反应器主体1下部的清渣管路1-9排出。

反应压强为4mpa，反应温度为440℃，采用碳载铁系催化剂，空速控制为0.6h^-1。最终轻油收率为81%。

实施例2

实施例2的装置结构如图2所示，与实施例1的不同之处在于，在反应器主体1内设置导流筒1-10。

氢气和配比为质量分数60%渣油和40%煤焦油的混合液以500：1的体积配比分别通过气体原料管路1-3、液体原料管路1-7进入气泡破碎器中。渣油由液体原料管路1-7送到气动式气泡破碎器1-2；从气体原料管路1-3进入的氢气分为两路，一路经气动式气泡破碎器进气管路1-6送入气动式气泡破碎器1-2作为破碎驱动力，另一路经液动式气泡破碎器进气管路1-4进入液动式气泡破碎器1-1，在气泡破碎器1-1内被循环液管路4-2送来的循环液破碎成初级乳化液，所得初级乳化液经初级乳化管路1-5进入气动式气泡破碎器1-2，在气泡破碎器1-2中，氢气和渣油充分混合形成100nm~300μm的微气泡和气液乳化体系后，进入反应器主体1形成旋涡流继续反应，乳化体系停在反应器主体内停留2.5h后，经顶部气液出料管路1-8进入气液分离器2中，分离所得气体经排气管路2-2送至后续处理，所得液体经出液管路2-1进入循环泵3。循环泵3送出的液体经出口管路3-1进入换热器4后，一部分由液体出料管路4-1送去后续处理，其余则作为气泡破碎动力由循环液管路4-2送至液动式气泡破碎器1-1。清空时，反应器内的物料可由反应器主体1下部的清渣管路1-9排出。

反应压强为1mpa，反应温度为450℃，采用碳载铁系催化剂，空速控制为0.4h^-1。最终轻油收率为80%。

实施例3

实施例3的装置结构如图3所示，与实施例1的不同之处在于，气泡破碎器选用气液联动式气泡破碎器1-11。

30%质量分数渣油与70%煤焦油的混合液和新鲜的氢气以体积比1：1800的配比分别通过气体原料管路1-3、液体原料管路1-7进入气泡破碎器1-11中。保持压强为12mpa，温度控制470℃，采用碳载铁系催化剂，空速为1.5h^-1。在气泡破碎器1-11内被经循环液管路4-2送来的循环液破碎成10μm-100μm微气泡气液体系，之后进入反应器主体1形成旋涡流继续反应，乳化体系停在反应器主体内停留2.5h后，经顶部气液出料管路1-8进入气液分离器2中，分离所得气体经排气管路2-2送至后续处理，所得液体经出液管路2-1进入循环泵3。循环泵3送出的液体经出口管路3-1进入换热器4后，一部分由液体出料管路4-1送去后续处理，其余则作为气泡破碎动力由循环液管路4-2送至气液联动式气泡破碎器1-11，清空时，反应器内的物料可由反应器主体1下部的清渣管路1-9排出。最终轻油收率为85%。

实施例4

实施例4的装置结构如图4所示，与实施例3的不同之处仅在于，气泡破碎器采用气动式气泡破碎器1-2。

氢气和常压渣油以900：1的体积配比分别通过气体原料管路1-3、液体原料管路1-7进入气泡破碎器1-2中。在气泡破碎器1-2中，氢气和渣油充分混合形成10μm-200μm的微气泡和气液乳化体系后，进入反应器主体1形成旋涡流继续反应，乳化体系停在反应器主体内停留2.5h后，经顶部气液出料管路1-8进入气液分离器2中，分离所得气体经排气管路2-2送至后续处理，所得液体经出液管路2-1进入循环泵3。循环泵3送出的液体经出口管路3-1进入换热器4后，一部分由液体出料管路4-1送去后续处理，其余则作为气泡破碎动力由循环液管路4-2送至气动式气泡破碎器1-2。清空时，反应器内的物料可由反应器主体1下部的清渣管路1-9排出。

反应压强为10mpa，反应温度为470℃，采用碳载铁系催化剂，空速控制为1.0h^-1。最终轻油收率为84%。