浆料床加氢处理和系统的制作方法
【专利摘要】本发明提供了一种用于在浆料床加氢处理反应器中转化重质原料系统和方法，其中(a)通过混合和/或扩散将氢气溶解在液体原料中，(b)闪蒸混合物以除去和回收任何轻质组分和氢，留下富氢原料。将均相和/或非均相催化剂加入浆料床加氢处理反应器入口上游的原料。
【专利说明】浆料床加氢处理和系统
[0001]相关申请
[0002]本申请要求2011年11月21日提交的美国临时专利申请61/562，311的优先权，其全部引入作为参考。
[0003]发明背景
发明领域
[0004]本发明涉及使用 浆料床反应器的加氢裂化或者加氢处理系统和方法。
[0005]相关领域描述
[0006]在典型的炼厂中，原油初始被引入到常压蒸馏塔或者原油塔中，在这里将它分离成多种不同的组分，其包括在36°C _180°C范围内沸腾的石脑油，在180°C _370°C范围内沸腾的柴油和在370°C以上沸腾的常压底部产物。常压底部产物或称残留物在真空蒸馏塔中进一步处理，在这里将它分离成在370°C-520°C范围内沸腾的真空瓦斯油(VGO)和在520°C以上沸腾的重质减压渣油。VGO可以通过加氢裂化进一步处理，以生产石脑油和柴油，或者通过流体催化裂化(FCC)以生产汽油和循环油。重质减压渣油可以经处理以除去不想要的杂质或者转化成有用的烃产物。
[0007]加氢裂化或者加氢处理操作通常的目标是除去杂质例如硫、氮和/或金属(特别是残留物原料中的那些)，和将相对重质的烃原料裂化成相对轻质的烃，以获得运输燃料如汽油和柴油。发生在加氢裂化/加氢处理操作中的反应包括加氢脱硫(HDS)、残碳还原(CRR)、加氢脱氮(HDN)和裂化。
[0008]通常，加氢裂化/加氢处理反应进行的操作条件包括:约350-440°C的温度，约30-200Kg/cm2的压力，约0.1-10的液时空速和约300-3000升/升的氢油比。
[0009]加氢裂化/加氢处理典型地在催化剂存在下进行，该催化剂含有VI族或VIII族金属例如钼、钥、钨、镍、钴等，并组合有具有高的表面与体积比的氧化铝、二氧化硅、氧化镁等的各种其他多孔颗粒。用于重质原料的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化的催化剂包括载体或基材例如氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝或结晶硅铝酸盐，和一种或多种催化活性金属或其他化合物。所用的典型的催化活性金属包括钴、钥、镍和钨；但是，根据所述应用也可以使用其他金属或化合物。
[0010]为了使炼厂效率最大化，应当使催化剂的置换或再生的停车时间最小化。此外，方法经济性通常需要多用途系统，其能够处理含有不同类型和量的污染物的进料流，污染物包括硫、氮、金属和/或有机金属化合物例如在VG0、脱浙青油和残留物中发现的那些。
[0011]炼制工业中使用三种主要的反应器类型:固定床、沸腾床和移动床。在固定床反应器中，催化剂颗粒是固定的，相对于固定的参考系不移动。固定床技术不太适于处理相对重质的原料，特别是含有高百分比的杂原子、金属和浙青质的那些，因为这些污染物导致催化剂的快速失活和随后反应器的堵塞。可以使用串联的多个固定床反应器来实现在370°c以上沸腾的重质原料相对高的转化率，但是这种设计的安装和操作是昂贵的，并且对于某些原料来说，在商业上不切实际，例如催化剂必须每3-4个月更换。[0012]沸腾床反应器通常克服了与固定床反应器有关的用于以增加的转化率处理较重质原料时的堵塞问题。在沸腾床反应器中，催化剂处于沸腾状态。催化剂的流化性还允许小部分床的在线催化剂更换，这获得了经时保持相对恒定的高净床活性。
[0013]移动床反应器结合了固定床操作的某些优点和沸腾床技术相对容易的催化剂更换。操作条件通常比典型地用于固定床反应器中的那些更剧烈，即压力可以超过200Kg/cm2，温度可以是400-430°C。在催化剂更换过程中，催化剂移动比进料的线速度慢。催化剂的添加和取出例如经由在反应器顶部和底部的闸系统来进行。移动床反应器的优点是移动床的顶层由新鲜催化剂组成，并且沉积在床顶的污染物与催化剂一起向下移动，并且在催化剂在底部取出的过程中释放。因此对金属和其他污染物的耐受性远大于固定床反应器。具有这种能力，移动床反应器具有用于加氢处理非常重质进料的优点，特别是当几个反应器串联组合时更是如此。
[0014]使用具体类型反应器是基于许多标准来决定的，标准包括尤其是原料类型、所需的转化百分比、灵活性、运行时间和产物品质等。在炼厂中，更换或更新催化剂的停车时间必须尽可能短。此外，该方法的经济性通常将取决于系统处理含有变化量的污染物的多用性，污染物例如硫、氮、金属和/或有机金属化合物例如在VGO、DAO和残留物中发现的那些。
[0015]浆料床反应器技术是处于研发中的另一类型的系统。浆料床反应器技术的特征在于存在着具有非常小的平均尺寸的催化剂颗粒，其能够有效地均匀分散和保持在介质中，以使得氢化过程在整个反应器体积内是有效的和快速的。浆料相加氢处理在相对高温(4500C -5000C )和高压(150巴-230巴)操作。因为该方法的高剧烈程度，可以实现相对更高的转化率。 催化剂可以是均相的或者非均相的，其在高剧烈条件下起作用。机理是一种热裂化过程，并且基于自由基形成。所形成的自由基在催化剂存在下用氢来稳定，由此防止焦炭形成。催化剂促进裂化之前重质原料的部分氢化，由此减少长链化合物的形成。
[0016]用于浆料加氢裂化过程中的催化剂可以是小颗粒，或者可以作为油溶性前体引入，通常处于金属硫化物的形式，其是在反应过程中或者在预处理步骤中形成的。构成分散的催化剂的金属通常是一种或多种过渡金属，其可以选自Mo、W、N1、Co和/或Ru。特别优选钥和钨，因为它们的性能优于钒或铁，其又优于镍、钴或钌。催化剂可以在单程布置中以低浓度例如几百百万分率(PPm)使用，但是对在那些条件下提质重质产物不是特别有效。为了获得更好的产物品质，以更高浓度使用催化剂，并且必需再循环催化剂来使得所述过程经济上可行。催化剂可以使用例如沉降、离心分离或者过滤的方法来回收。
[0017]通常，浆料床反应器可以是两相或三相反应器，这取决于所用催化剂的类型。当使用均相催化剂时，两相系统包括气体和液体，当使用小粒度的均相催化剂时，三相系统包括气体、液体和固体。可溶性液体前体或者小粒度催化剂允许催化剂在液体中高度分散，使催化剂和原料之间密切接触，因此使得转化率最大化。但是，已知的是通常存在于常规浆料床反应器中的大量氢气导致了问题，例如气体滞留和反应器空间的低效利用。氢气的存在还降低了液体在反应器中的停留时间和限制了氢分压。
[0018]虽然存在着诸多类型的浆料床反应器设计，但是仍需要具有更有效率和效果的浆料床反应器系统和方法，其具有改进的反应器性能，从而以比使用目前的方法和系统可能的花费更低的花费来生产提高品质的产物。
【发明内容】
[0019]这里的系统和方法用于在浆料床反应器中将液烃原料转化成较低分子量烃化合物。该方法包括:
[0020]a.将液烃原料和过量的氢气在混合/分配区中，在预定的温度和氢分压条件下混合，以将部分氢气溶解在液烃原料中，来产生富氢液烃原料和未溶解氢气的混合物；
[0021]b.将所述混合物在预定的条件下引入闪蒸区，以分离未溶解氢气和轻质烃组分并回收富氢液烃原料；
[0022]c.将富氢液烃原料从闪蒸区引入反应区并使原料反应以将至少部分原料转化成较低沸 点烃，该反应区含有至少一个浆料床反应器以及至少一种催化剂或催化剂前体；和
[0023]d.从浆料床反应器回收经转化的烃产物。
[0024]在一种实施方案中，将至少一部分回收自浆料床反应器的经处理且未转化的液体原料再循环以形成一部分液烃原料。
[0025]在另一实施方案中，加氢裂化区包括多个反应器，例如2-6个反应器，和在某些实施方案中是2-4个反应器。
[0026]本发明另外的实施方案中，布置级间分离器以接收和处理至少两个反应器之间、优选每对相邻反应器之间的未转化的原料流，例如其中串联布置有三个或更多个反应器。
[0027]在另一实施方案中，氢混合/分配区和闪蒸区位于至少一个反应器之后，优选处于每对反应器之间，其中串联布置有两个或更多个反应器。
[0028]在仅存在一个反应器的实施方案中，将来自反应器的部分液体产物流再循环并与新鲜原料混合，用于吸附氢气，闪蒸和随后引入反应器。
[0029]在存在多个反应器的实施方案中，将来自一个或多个反应器的一部分的经处理且未转化的液体原料再循环并与新鲜的或经处理且未转化的原料混合，用于最终的氢饱和，随后引入同一个或者上游的反应器，由此补充进入一个或多个下游反应器中的原料中的溶
解氢的量。
[0030]这里的方法和系统的一个目标是克服在典型的浆料床加氢处理反应器中所遇到的与反应器中气体滞留有关的问题，与反应器流出物和底部产物流中的气体存在有关的那些问题，并且降低整体反应器尺寸要求。
[0031]在下面更详细地讨论本发明方法的其他方面、实施方案和优点。此外，应当理解前述信息和下面的详细说明仅是各个方面和实施方案的说明性例子，其目的是提供理解要求保护的本发明的性质和特性的概述或框架。附图提供了代表性方法步骤的示意图，以便于理解本发明各个方面和实施方案。附图连同说明书的其余部分一起用于解释本发明所述的和所要求保护的方面和实施方案的原理和操作。
【专利附图】
【附图说明】
[0032]将在下面和参考附图来进一步详细描述本发明，其中:
[0033]图1是在浆料床加氢处理原料中并入了溶解氢的系统的示意图；
[0034]图2A是与图1的方法和设备相容的氢溶解系统的示意图，图2B显示了气体分配器；
[0035]图3是一系列衆料床反应器系统的不意图；和[0036]图4是氢在烃中的溶解度相对于原油馏分的沸点的绘图。
【具体实施方式】
[0037]根据本发明的方法，将加氢处理/加氢裂化反应所需的全部或大部分氢溶解在氢混合区中浆料床反应器上游的液体原料中。在一种实施方案中，浆料床反应器上游的氢分配容器接收氢、新鲜原料和任选的已经过反应器的再循环产物，并且该液体在预定的压力和温度条件下饱和，以将至少大部分的所需氢气溶解到液体原料中，以产生液体进料/溶解氢的合并流，作为浆料床反应器流入物。
[0038]通过以下来消除或者明显减小气相氢:将氢溶解在液烃原料中，和在浆料床加氢处理装置的上游在预定条件下闪蒸原料，以产生含有溶解氢的液烃原料的单个反应物相，优选在占优的温度和压力处于饱和水平。因此，当使用一种或多种均相液体催化剂时，浆料床系统作为具有溶解在其中的所需氢气的单相液体系统来操作，或者当使用一种或多种小粒度非均相固体催化剂时，浆料床系统作为具有溶解在其中的所需氢气和固体组分的两相液体系统来操作。
[0039]出于这个简化的示意图和说明的目的，没有显示众多的炼厂操作中通常使用的且是本领域技术人员公知的阀、泵、温度传感器、电子控制器等。
[0040]图1是这里所述的包括富氢原料的浆料加氢处理方法的过程流程图。通常，系统100包括:
[0041]混合/分配区114(在此称作混合区)，其具有至少一个用于接收液烃原料流110的入口和至少一个用于接收氢气流112的入口(或者可替代地，用于接收原料和氢气二者的组合入口)，和用于排出合并流120的出口 ；
[0042]闪蒸区126，其具有与排出合并流120的出口流体连通的入口，与混合/分配区114的一个或多个氢气入口流体连通的气体出口 128，和用于排出富氢原料132的出口 ；
[0043]浆料床反应区150，其具有与闪蒸区126的富氢原料出口流体连通的入口，和出口152 ;和
[0044]分离区170，其具有与浆料床反应区150的出口 152流体连通的入口，用于排出底部产物172以再循环穿过系统100的出口，和用于排出轻质气体和液体产物174的产物出□。
[0045]在系统100的操作过程中，液烃原料流110与氢气流112在混合/分配区114中密切混合，以将预定量的氢气溶解在液体混合物中和产生富氢液烃原料。氢气流112包括经由流116引入的新鲜氢和经由流118从闪蒸区126引入的再循环氢。包含富氢原料和其余过量氢气的合并流120任选地与催化剂122合并。将合并流124送到闪蒸区126，在其中将未溶解氢和其他气体(例如轻质原料馏分)闪蒸出和作为流128除去。
[0046]将流128的一部分118再循环和与新鲜氢进料116混合。氢气流112中再循环氢的量通常取决于多种与回收自闪蒸区126的过量未溶解氢有关的因素。经闪蒸的气体的其余部分作为放出流130从系统中排出。
[0047] 图1所示的混合/分配区114可以是实现液体和气体所必需的密切混合以使得足够的氢溶解在液烃原料中的任何设备。在其他实施方案中，混合区可以包括用于氢和原料的组合入口。有效的单元操作包括一个或多个气体-液体分配器容器，该设备可以包括喷头、注入喷嘴或者其他装置，其赋予足够的速度以用湍流混合将氢气注入到液烃中，由此促进氢饱和。合适的设备参考这里的图2来描述，以及描述在例如美国专利3，378，349 ；3，598，541 ;3，880，961 ;4，960，571 ;5，158，714 ;5，484，578 ;5，837，208 ；和 5，942，197 中，其相关部分在此引入作为参考。
[0048]富氢烃原料，包含预定量的溶解氢(优选处于饱和水平)的流132，任选地与催化剂154和再循环流172 (来自分离区170的底部产物)合并。将合并流引入浆料床反应区150。
[0049]如下面所解释的和如本领域技术人员将理解的，向原料加入催化剂的位置可以在整合系统100中变化。还将理解在整合系统100启动之后，经处理且未转化的液体原料的再循环流172将包含催化剂，其与进入系统的新鲜原料混合。因此可以最小化或者消除对另外的催化剂的需要。
[0050]将来自浆料床反应区150的反应器流出物流152引入分离区170。从分离区回收轻质气体和液体产物流174，并将至少部分底部产物172再循环。任选地将底部产物的一部分176从系统100中排出。为了简化而将分离区170表示为单个装置。但是在某些实施方案中，分离区170可以包括在加氢处理系统中通常可见的多个分离容器，例如高压分离容器、低压分离容器、蒸馏容器、闪蒸容器和/或汽提容器。
[0051]气体和液体滞留率是重要的方法参数，其可以有益于系统的性能。高气体滞留率导致液体停留时间减少，这降低了处理性能。根据这里所述的方法和系统，通过将大部分的必需反应氢气溶解在液体原料中，由此产生合并液体相原料来使得气体滞留最小化，是这里所述的整合系统和方法的主要优点之一。另外，在典型的浆料床加氢处理反应器中所遇到的与再循环泵的效 率降低(这归因于再循环流中气体的存在)有关的问题，使用这里所述的整合系统和方法来最小化或者消除。
[0052]在某些实施方案中，例如图2A所不,使用塔作为氢分配器容器114,其中氢气112在多个位置112a、112b、112c、112d和112e注入。将氢气通过氢分配器注入塔，用于充分混合以将氢有效地溶解在原料中。例如，合适的注入喷嘴可以提供在紧邻几个板(位置112a-112d)和还处于塔底部(位置112e)。液体原料110可以如图所示从塔顶或者从塔底(未示出)供给。
[0053]可以使用各种类型的氢分配器设备。例如，参考图2B，气体分配器可以包括安装有喷嘴的管状注射器和/或喷射器，其经配置以将氢气均匀分配到塔或容器中流动的烃原料中，以实现混合区中的饱和态。
[0054]选择混合区中的操作条件，以增加氢气在液烃混合物内的溶解度。在某些实施方案中，混合区保持在约5巴-约200巴的压力水平，和约300-约3000归一化升氢/升液烃的归一化氢体积与液烃体积的比率。
[0055]闪蒸区122可以包括一个或多个闪蒸罐，其保持在合适的操作条件以将预定量的氢气保持在液烃溶液中。
[0056]应当理解催化剂的加入位置是在浆料反应器上游完成的，并且混合可以通过本领域已知的任何常规设备和方法来进行，例如装备有搅拌器、注射器和/或在线混合器的单独混合容器设备。所选择的混合器类型通常取决于是使用固体非均相还是液体均相催化剂。[0057]现在参考图3，显示了一系列的浆料床反应器系统SpS2……Sn，每个系统S包括混合区、闪蒸区、反应区和分离区。代表性的反应器系统S1包括混合区200，其用于溶解氢补充流2和再循环氢流216，作为与新鲜原料I和任选的来自一个或多个上游反应器220、320等的经处理且未转化的原料的再循环流的合并流202。反应器系统S1包括闪蒸区210和浆料床反应区220，其作用基本上与结合图1和2所述的系统相同。将来自反应区220的流出物引入分离区230，从这里回收较低沸点烃产物232和产生高沸点的经处理且未转化的液烃原料233。
[0058]如从图3所示的系统S2将理解的，用作系统S3 (其通常包括相同类型的单元操作)的原料的流233的全部或者一部分通过相应的300系列号来识别。通常标识为Sn的另外的反应系统可以包括在该系列中。在每种情况中，回收自分离器的经处理且未转化的原料的一部分例如331可以再循环到一个或多个的上游混合区例如200、300中，用于进一步氢化处理。还将理解，将回收自闪蒸装置例如210、310的部分气体(含有大比例的氢)再循环到串联的一个或多个混合区中。
[0059]从上面的说明中还将理解，可以根据需要在一个或多个串联的反应器上游的一个或多个位置加入新鲜催化剂，其为了简化而没有包括在图3所示中。使用串联的反应器例如2-4或6个反应器将明显改进从系统的重质原料中回收更轻质、更有价值的烃，该系统允许容易的补充催化剂，而不使任何反应器停车和中断生产。
[0060]用于这里所述的系统的原料包括重质烃液体残留物原料，其金属浓度高和康拉逊残炭(Conradson Carbon Residue)高。该原料通常在370°C以上沸腾,在某些实施方案中在520°C以上沸腾。
[0061]通常，加氢裂化区的操作条件包括:50-300Kg/cm2的压力，在某些实施方案中为100-250Kg/cm2和在另一实施方案中为150-200Kg/cm2 ；350°C _550°C的温度，在某些实施方案中为450°C -500°C ;氢进料速率高至约5000标准立方英尺/桶(SCFB)，在某些实施方案中为500-5000SCFB和在另一实施方案中为1500-3000SCFB ;再循环液体与进料油之比是1:1-1:10 ;和液体空速是0.2-2.0进料体积/小时/反应器体积(V/h/V)。
[0062]加氢裂化催化剂可以包括可溶性有机前体或者非均相颗粒。可溶性有机前体可以包括金属络合物或前体(即，Mo，W，Ni, Co或Ru)。在非均相催化剂的情况中，载体材料可以是铁的氧化物、煤、活性炭、氧化铝、二氧化硅-氧化铝和其他已知材料。载体材料可以是纳米尺寸的颗粒(即l-5000nm)或者尺寸大到3mm的颗粒。催化剂浓度是原料的10-10，OOOppmw。
[0063]使用这里所述的混合区和闪蒸区，可以将功能有效量的氢溶解在液烃原料中。氢在原料中的溶解量取决于各种因素，包括混合区和闪蒸区的操作条件和进料的沸点。如图4的绘图中溶解度数据所示，氢在较低沸点、相对更轻质的烃馏分中的溶解度大于在重质馏分中的溶解度。
[0064]根据这里所述的方法和系统，通过使用富氢烃原料(作为穿过浆料床反应器的进料，其包含用于加氢处理反应所必需的全部或者至少大部分氢)，消除了与系统中过量的气体有关的问题。例如，因为系统中过量的氢气被最小化或者明显消除，所以反应器流出物流和底部产物流具有比常规的浆料床加氢处理系统减少的气相，例如当底部产物或者反应器流出物充当再循环流时，这将提高效率和使下游分离装置的尺寸和/或复杂性最小化。降低水平的过量氢也使气体滞留的可能性最小化，并且可以更有效地利用反应器体积。另一优点是通过消除或者显著减少气相，能够简化反应器设计并因此更为成本有效。
[0065]实施例
[0066]将来源于阿拉伯重质原油的减压渣油(下表1给出了其规格)在420°C，200巴氢分压的浆料床加氢裂化反应器单元中，在送过0.2升油/升反应器体积的同时进行加氢裂化。将氢溶解在新鲜原料和来自反应器的再循环油的混合物中。再循环油与新鲜原料之比是 4.5:1。
[0067]表1减压渣油原料
[0068]
【权利要求】
1.一种用于在浆料床反应器中将液烃原料转化成较低分子量烃化合物的方法，该方法包括: a.将液烃原料和过量的氢气在混合区中，在预定的温度和氢分压条件下混合，以将部分氢气溶解在该液烃原料中，来产生富氢液烃原料和未溶解氢气的混合物； b.将步骤(a)中产生的混合物在预定的条件下引入闪蒸区，以分离未溶解氢气和轻质烃组分并回收富氢液烃原料； c.将富氢液烃原料引入反应区并使原料反应以将至少部分原料转化成较低沸点烃，该反应区含有至少一个浆料床反应器以及至少一种催化剂或催化剂前体；和 d.从浆料床反应器回收经转化的烃产物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中将未转化的液体原料的至少一部分从浆料床反应器回收，并且再循环以形成一部分液烃原料。
3.根据权利要求1所述的方法，其中该至少一种催化剂选自液体均相催化剂前体和小微粒非均相催化剂。
4.根据权利要求1所述的方法，其中将新鲜催化剂加入至少一个反应器中一个或多个的上游的未转化的原料。
5.根据权利要求1所述的方法，其中反应区包括多个串联布置的浆料床反应器，任选地在每个反应器前面有氢混合区和闪蒸区，在该氢混合区中将氢加入未转化的原料，从该闪蒸区回收轻质组分和氢，然后将未转化的原料引入下游反应器。
6.根据权利要求5所述的方法，其中将新鲜催化剂加入至少一个反应器中一个或多个的上游的未转化的原料。
7.根据权利要求6所述的方法，其是连续的，和其中将新鲜催化剂加入原料而不中断该方法。
8.根据权利要求1所述的方法，其中从未转化的液体原料再循环流除去部分催化剂。
9.一种浆料床反应器系统，其包括: a.混合区，其具有与氢源和液体原料源流体连通的入口，该混合区经构造和布置以在预定的温度和氢分压条件下操作，以将部分氢气溶解在液烃原料中来产生富氢液烃原料和未溶解氢气的混合物，将该混合物经由混合区出口排出； b.闪蒸区，其与混合区出口流体连通，该闪蒸区经构造和布置以在预定的条件下操作，以分离并从气体出口排出未溶解氢气和轻质烃组分和从液体出口排出富氢液烃原料；和 c.反应区，其具有至少一个与液体出口流体连通的浆料床反应器入口，用于排出经转化的烃产物的出口和底部产物出口，该反应区经构造和布置以接收至少一种催化剂或催化剂前体和用于将使原料反应以将至少部分原料转化成较低沸点烃。
10.根据权利要求9所述的系统，其中底部产物出口与反应器入口流体连通。
11.一种浆料床反应器系统，其包括: a.第一浆料床反应器子系统，其具有 混合区，其具有与氢源和液体原料源流体连通的入口，该混合区经构造和布置以在预定的温度和氢分压条件下操作，以将部分氢气溶解在液烃原料中来产生富氢液烃原料和未溶解氢气的混合物，将该混合物经由混合区出口排出； 闪蒸区，其与混合区出口流体连通，该闪蒸区经构造和布置以在预定的条件下操作，以分离并从气体出口排出未溶解氢气和轻质烃组分和从液体出口排出富氢液烃原料；和 反应区，其具有至少一个与液体出口流体连通的浆料床反应器入口，用于排出经转化的烃产物的产物出口和用于排出未转化的烃的底部产物出口，该反应区经构造和布置以接收至少一种催化剂或催化剂前体和用于将使原料反应以将至少部分原料转化成较低沸点烃； b.第二浆料床反应器子系统，其具有 混合区，其具有与氢源和第一浆料床反应器子系统的底部产物出口流体连通的入口，该混合区经构造和布置以在预定的温度和氢分压条件下操作，以将部分氢气溶解在来自第一浆料床反应器子系统的底部产物出口的未转化的烃中，来产生富氢烃和未溶解氢气的混合物，将该混合物经由混合区出口排出； 闪蒸区，其与混合区出口流体连通，该闪蒸区经构造和布置以在预定的条件下运行，以分离并从气体出口排出未溶解氢气和轻质烃组分和从液体出口排出富氢液烃；和 反应区，其具有至少一个与液体出口流体连通的浆料床反应器入口，用于排出经转化的烃产物的产物出口和底部产物出口，该反应区经构造和布置以接收至少一种催化剂或催化剂前体和用于使原料 反应以将至少部分原料转化成较低沸点烃。
【文档编号】C10C3/00GK103998573SQ201280057082
【公开日】2014年8月20日 申请日期:2012年11月21日 优先权日:2011年11月21日
【发明者】O·R·克塞奥卢 申请人:沙特阿拉伯石油公司