Двухфазный способ гидропереработки

1 Перекрестные ссылки на родственные заявки Настоящая заявка является частичным продолжением предварительной заявки США с порядковым номером No 60/050,599, зарегистрированной 24 июня 1997 г. Предпосылки настоящей заявки Настоящее изобретение предназначено для двухфазного способа гидропереработки и оборудования, при котором исключается необходимость циркуляции газообразного водорода сквозь катализатор. Это достигается смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода выше, чем в нефтяном сырье. Настоящее изобретение также предназначено для процессов гидрокрекинга, гидроизомеризации и гидродеметаллизации. При гидропереработке (включающей гидрообработку, гидродоработку, гидроочистку и гидрокрекинг) для взаимодействия водорода с нефтяными фракциями, дистиллятами или с кубовыми остатками используется катализатор,чтобы насытить или удалить серу, азот, кислород, металл или другие примеси, или чтобы уменьшить молекулярный вес (крекинг). Катализаторы, обладающие особыми свойствами поверхности, необходимы для обеспечения активности, требуемой для осуществления нужной реакции(й). В процессах стандартной гидропереработки необходимо водород из паровой фазы перевести в жидкую фазу, в которой будет возможным его взаимодействие с молекулами нефти у поверхности катализатора. Это достигается циркуляцией очень больших объемов газообразного водорода и нефти сквозь слой катализатора. Нефть и водород проходят сквозь указанный слой, и водород поглощается тонкой пленкой нефти, распределенной на поверхности катализатора. Поскольку количества необходимого водорода могут быть большими, от 1000 до 5000 стандартных кубических футов(СКФ)/баррель жидкости (1 куб. фут = 28,3169 дм 3; 1 баррель жидкостной = 0,119240 м 3), то используемые реакторы имеют большие размеры и могут функционировать при жестких условиях: давлении от нескольких сотен до 5000 фунтов на квадратный дюйм и температуре от примерно 204,44 до 482,22 С (400-900F). Стандартная система переработки заявлена в патенте США No 4,698,147 от 6 октября 1987 г.(принадлежащем McConaghy, Jr.), раскрывающем Крекинг-процесс с небольшой продолжительностью обработки донорным разбавителем водорода. Чтобы обеспечить водород для крекинг-процесса, автор смешивал поступающий поток с донорным разбавителем. После крекингпроцесса эту смесь разделяли на продукт реакции и отработанный разбавитель. Указанный отработанный разбавитель регенерировали час 001973 2 тичным гидрированием и возвращали в поток,поступающий на стадию крекинга. Отметим,что в этом патенте в значительной степени во время этого процесса изменена химическая природа донорного разбавителя, для того чтобы высвободить необходимый для крекинга водород. Кроме того, процесс, описанный в этом патенте, имеет температурное ограничение сверху, вызванное коксованием змеевика, и увеличенный выход легких газов; это устанавливает экономически выраженный предел максимальной температуры крекинга в указанном процессе. Патент США No 4,857,168 от 15 августа 1989 г. (принадлежащий Kubo et al.) раскрывает Способ гидрокрекинга тяжелых фракций нефти. Для подачи водорода в усовершенствованный катализатором крекинг-процесс используется как донорный разбавитель, так и газообразный водород. Патент раскрывает, что надлежащая подача тяжелых фракций нефти, донорного растворителя, газообразного водорода и катализатора должна ограничить образование кокса на катализаторе, и таким образом коксообразование может быть в значительной степени или полностью исключено. Согласно этому патенту, необходим крекинг-реактор с катализатором и отдельный реактор гидрирования с катализатором. Патентом предполагается также разложение донорного разбавителя для подачи водорода в реакцию. Недостатком предыдущих работ является необходимость добавления газообразного водорода и/или дополнительная сложность повторного гидрирования донорного растворителя,используемого в крекинг-процессе. Следовательно, существует потребность усовершенствованного и упрощенного способа гидропереработки и оборудовании для этого. Краткое описание изобретения В соответствии с настоящим изобретением разработан процесс, устраняющий необходимость циркуляции газообразного водорода сквозь катализатор. Это осуществляется смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода высока по сравнению с нефтяным сырьем, вследствие чего водород находится в растворе. Тип и количество добавляемого разбавителя, так же, как и условия реакции, можно установить такими, чтобы весь необходимый для гидропереработки водород был доступен в виде раствора. Потом этот раствор нефть/разбавитель/водород можно направить в реактор с поршневым потоком, в трубчатый реактор или другой заполненный катализатором реактор, где происходит взаимодействие нефти с водородом. Не требуется никакого дополнительного водорода, и поэтому удается избежать рециркуляции водорода, а также управления процессом в слое 3 насадки со струйным течением жидкости указанного реактора. Поэтому большие реакторы со струйным течением в слое насадки можно заменить реакторами намного меньшего размера (см. фиг. 1, 2 и 3). Настоящее изобретение предназначено также для гидрокрекинга, гидроизомеризации,гидродеметаллизации и подобных процессов. Как было описано выше, газообразный водород смешивают и/или проводят его равновесное испарение вместе с потоком реагентов, вводимых в процесс и разбавителем (таким, как рециркулирующий продукт гидрокрекинга, продукт изомеризации или рециркулирующий деметаллизованный продукт), для того чтобы получить водород в растворе, а полученную смесь затем пропускают над катализатором. Одной из целей настоящего изобретения является обеспечение усовершенствованной двухфазной системы гидропереработки, а также процесса, способа и/или установки. Другой целью настоящего изобретения является обеспечение усовершенствованного процесса гидрокрекинга, гидроизомеризации, процесса Фишера-Тропша и/или процесса гидродеметаллизации. Другие цели и более широкие границы применимости настоящего изобретения станут очевидны из его детального описания, приведенного ниже, в сочетании с фигурами, на которых подобным частям дано подобное цифровое обозначение. Краткое описание чертежей Фиг. 1 изображает схему технологического процесса в дизельном гидрогенераторе. Фиг. 2 изображает схему технологического процесса в гидрогенераторе кубовых остатков. Фиг. 3 изображает схему технологического процесса в системе гидропереработки. Фиг. 4 изображает схему технологического процесса в многостадийной системе реакторов. Фиг. 5 изображает схему технологического процесса в установке гидропереработки производительностью 1200 баррелей/сутки. Подробное описание изобретения Разработан процесс, исключающий необходимость циркуляции через катализатор газообразного водорода или отдельной водородной фазы. Это осуществляется смешением и/или равновесным испарением водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в которых растворимость водорода относительно высока, вследствие чего этот водород находится в растворе. Тип и количество добавляемого растворителя, так же, как и условия реакции, можно установить такими, чтобы весь водород, необходимый для гидропереработки, был доступен в виде раствора. Потом этот раствор нефть/разбавитель/водород может быть направлен в реактор с поршневым потоком, в трубчатый реактор или другой заполненный катализа 001973 4 тором реактор, где происходит взаимодействие нефти с водородом. Не требуется никакого дополнительного водорода, поэтому удается избежать рециркуляции водорода и процесса в слое насадки со струйным течением жидкости указанного реактора. Следовательно, большие реакторы с струйным течением в слое насадки можно заменить реакторами намного меньшего размера или более простыми реакторами (см. фиг. 1, 2 и 3). Помимо использования реакторов намного меньших размеров или более простых реакторов удается исключить использование компрессора для рециркуляции водорода. Поскольку весь водород, требуемый для реакции, становится доступным в виде раствора до реактора, то нет необходимости как в циркуляции газообразного водорода в пределах этого реактора, так и в рециркулирующем компрессоре. Исключение рециркулирующего компрессора и использование,например, реакторов с поршневым потоком или трубчатых реакторов значительно уменьшает основные затраты на проведение процесса гидрообработки. Большинство реакций, происходящих при гидропереработке, представляют собой высокоэкзотермические реакции, в результате чего в реакторе выделяется большое количество тепла. Температуру реактора можно регулировать с помощью рециркулирующего потока. Контролируемый объем вытекающего из реактора потока можно направить обратно, ко входу в реактор и смешать со свежим сырьем и водородом. Рециркулирующий поток поглощает некоторое количество тепла и снижает подъем температуры в реакторе. Температуру реактора можно регулировать, контролируя температуру потока свежего сырья, и количество рециркулирующего потока. Кроме того, поскольку в рециркулирующем потоке содержатся уже прореагировавшие молекулы, то этот поток также служит в качестве инертного разбавителя. Коксование катализатора представляет собой одну из самых больших проблем, связанных с гидропереработкой. Поскольку условия реакции могут быть весьма жесткими, то крекинг может осуществляться на поверхности катализатора. Если количество свободного водорода недостаточно, то крекинг может вызвать образование кокса и дезактивацию катализатора. При использовании настоящего изобретения в процессах гидропереработки коксование может быть исключено почти полностью, так как в растворе всегда находится достаточно свободного водорода, чтобы предотвратить коксование при крекинге. Это может увеличить срок службы катализатора и уменьшить текущие и эксплуатационные расходы. На фиг. 1 изображена схема технологического процесса для дизельного гидрогенератора,как единое целое обозначенного числом 10. Свежий сырьевой продукт 12 закачивают пи 5 тающим насосом 14 в зону соединения 18. Потом свежий сырьевой продукт 12 соединяется с водородом 15 и с гидрообработанным сырьем 16 и образует свежую сырьевую смесь 20. Затем смесь 20 разделяют в сепараторе 22, чтобы получить первую порцию отходящих газов 24 сепаратора и отсепарированную смесь 30. Отсепарированная смесь 30 соединяется с катализатором 32 в реакторе 34 с образованием реакционной смеси 40. Эту реакционную смесь 40 разделяют на два потока продукта -поток рециркулирующего продукта 42 и непрерывный поток 50. Поток рециркулирующего продукта 42 закачивают рециркулирующим насосом 44, чтобы получить гидрообработанный поток 16, который объединяют со свежим сырьевым продуктом 12 и водородом 15. Непрерывный поток 50 поступает в сепаратор 52, где удаляется вторая порция отходящих газов 54 сепаратора, чтобы создать отсепарированный реакционный поток 60. Затем этот отсепарированный реакционный поток 60 поступает в испаритель 62, чтобы получить отходящие после мгновенного испарения газы 64 и отсепарированный реакционный поток 70, образовавшийся при мгновенном испарении. Потом отсепарированный реакционный поток 70, образовавшийся при мгновенном испарении, закачивают в десорбер 72, где удаляют отходящие газы 74 десорбера, чтобы получить результирующий продукт 80. Фиг. 2 изображает схему технологического процесса в гидрогенераторе кубовых остатков,обозначенном числом 100. Свежий сырьевой продукт 110 соединяют с растворителем 112 в зоне соединения 114, чтобы получить объединенный поток растворитель-сырье 120. Объединенный поток растворитель-сырье 120 с помощью насоса 122 для загрузки растворителя и сырья закачивают в зону соединения 124. Затем объединенный поток растворитель-сырье 120 соединяют с водородом 126 и с гидрообработанным сырьем 128 для получения смеси водород-растворитель-сырье 130. После этого смесь водород-растворитель-сырье 130 разделяют в первом сепараторе 132, чтобы получить первую порцию отходящих газов 134 сепаратора и отсепарированную смесь 140. Отсепарированную смесь 140 соединяют с катализатором 142 в реакторе 144 для получения реакционной смеси 150. Реакционную смесь 150 делят на два потока продуктов реакции: поток рециркулирующих продуктов 152 и непрерывный поток 160. Поток рециркулирующих продуктов 152 закачивают рециркулирующим насосом 154 для получения потока гидрообработанного сырья 128, который объединяют с потоком растворитель-сырье 120 и с водородом 126. Непрерывный поток 160 поступает во второй сепаратор 162, где второй поток отходящих газов 164 сепаратора удаляют, чтобы получить отсепарированный реакционный поток 170. За 001973 6 тем этот отсепарированный реакционный поток 170 поступает в испаритель 172, чтобы получить отходящие после мгновенного испарения газы 174 и отсепарированный реакционный поток 180, образовавшийся при мгновенном испарении. Отходящие после мгновенного испарения газы 174 охлаждают холодильником 176,чтобы получить растворитель 112, который объединяют с поступающим свежим сырьем 110. Отсепарированный реакционный поток 180, образовавшийся при мгновенном испарении, затем поступает в десорбер 182, где удаляются отходящие из десорбера газы 184, чтобы получить результирующий продукт 190. Фиг. 3 изображает схему технологического процесса в установке гидропереработки, обозначенной числом 200. Свежий сырьевой продукт 202 соединяют с первым разбавителем 204 в первой зоне соединения 206, чтобы получить первый поток разбавитель-сырье 208. После этого первый поток разбавитель-сырье 208 соединяют со вторым разбавителем 210 во второй зоне соединения 212, чтобы получить второй поток разбавитель-сырье 214. Затем второй поток разбавитель-сырье 214 с помощью насоса 216 для загрузки разбавителя и сырья закачивают в третью зону соединения 218. Водород 220 поступает в компрессор водорода 222 для получения сжатого водорода 224. Сжатый водород 224 подают в третью зону соединения 218. Второй поток разбавитель-сырье 214 и сжатый водород 224 соединяют в третьей зоне соединения 218, чтобы получить смесь водородразбавитель-сырье 226. Эта смесь водородразбавитель-сырье 226 затем проходит через теплообменник для сырья и продуктов реакции 228, в котором эта смесь 226 нагревается при использовании третьего потока, отработавших газов 230 сепаратора, чтобы получить первый поток теплообменника 232. Первый поток теплообменника 232 и первый рециркулирующий поток 234 соединяют в четвертой зоне соединения 236 для получения первого рециркулирующего потока сырья 238. Затем первый рециркулирующий поток сырья 238 проходит через первый теплообменник для сырья и продуктов 240, в котором смесь 238 нагревается, используя переданные из первой ректификационной колонны отработанные газы 242, при этом образуется второй поток теплообменника 244. Второй поток теплообменника 244 и второй рециркулирующий поток 246 соединяются в пятой зоне соединения 248, образуя при этом второй поток рециркулирующего сырья 250. Затем второй поток рециркулирующего сырья 250 смешивают в смесителе для рециркулирующего продукта и сырья 252 при получении смеси сырье-рециркулирующий продукт 254. Затем смесь сырье-рециркулирующий про 7 дукт 254 поступает во впускной сепаратор реактора 256. Смесь сырье-рециркулирующий продукт 254 разделяют во впускном сепараторе реактора 256 с получением отработанных газов впускного сепаратора реактора 258 и входящей отсепарированной смеси 260. Отработанные газы впускного сепаратора реактора 258 сжигают или удаляют иным способом из системы 200. Входящую отсепарированную смесь 260 соединяют с катализатором 262 в реакторе 264 для получения реакционной смеси 266. Реакционная смесь 266 поступает в выпускной сепаратор реактора 268. Реакционную смесь 266 разделяют в выпускном сепараторе реактора 268, при этом на выходе получают отработанные газы 270 сепаратора реактора и выходящую отсепарированную смесь 272. Выпускаемые отработанные газы 270 сепаратора реактора выходят из выпускного сепаратора реактора 268 и потом их сжигают или иным способом удаляют из системы 200. Выходящая отсепарированная смесь 272 поступает из выпускного сепаратора реактора 268 и в первой зоне разделения 278 ее делят на большой рециркулирующий поток 274 и непрерывно выходящую отсепарированную смесь 276. Большой рециркулирующий поток 274 закачивают рециркулирующими насосами 280 во вторую зону разделения 282. Большой рециркулирующий поток 274 в зоне соединения 282 разделяют на первый рециркулирующий поток 234 и второй рециркулирующий поток 246, которые используют, как было рассмотрено ранее. Непрерывно выходящая отсепарированная смесь 276 поступает из первой зоны разделения 278 и направляется в нагреватель стоков 284,при этом получают поток нагретых стоков 286. Поток нагретых стоков 286 поступает в первую ректификационную колонну 288, где он разделяется на первый сброс этой колонны 290 и на первый очищенный поток 292. Первый сброс ректификационной колоны 290 и первый очищенный поток 292 по отдельности поступают во второй теплообменник 294, где разность их температур снижается. Теплообменник превращает первый очищенный поток 290 в первый нагретый сброс ректификационной колонны 242, поступающий в первый теплообменник для сырья и продуктов 240, как это было описано ранее. Первый теплообменник для сырья и продуктов 240 осуществляет дальнейшее охлаждение первого нагретого сброса ректификационной колонны 242 с получением дважды охлажденного первого сброса 296. Затем дважды охлажденный первый сброс 296 охлаждают холодильником 298, чтобы превратить его в первый сконденсированный сброс 300. После этого первый сконденсированный сброс 300 поступает в сборник флегмы 302, где 8 он разделяется на сброс 304 и первый разбавитель 204. Сброс 304 выводят из системы 200. Первый разбавитель 204 поступает в первую зону соединения 206 для объединения со свежим сырьевым продуктом 202, как это было описано ранее. Теплообменник преобразует первый очищенный поток 292 в первый нагретый очищенный поток 306, который подают в третий сепаратор 308. Третий сепаратор 308 разделяет первый нагретый очищенный поток 306 на третий сброс сепаратора 230 и второй очищенный поток 310. Третий сброс сепаратора 230 поступает в теплообменник 228, как это описано ранее. Теплообменник 228 охлаждает третий сброс сепаратора 230 для получения второго охлажденного сброса 312. Затем охлажденный второй сброс 312 охлаждают холодильником 314, чтобы превратить его в третий сконденсированный сброс 316. Потом третий сконденсированный сброс 316 поступает в сборник флегмы 318, где его разделяют на сброс сборника флегмы 320 и второй разбавитель 210. Сброс сборника флегмы 320 удаляют из системы 200. Второй разбавитель 210 поступает во вторую зону соединения 212, чтобы снова воссоединиться с системой 200, как это описано ранее. Второй очищенный поток 310 поступает во вторую ректификационную колонну 322, где он разделяется на третий сброс ректификационной колонны 324 и первый целевой поток 326. Затем первый целевой поток 326 выводят из системы 200 для его дальнейшего применения или переработки. Третий сброс ректификационной колонны 324 поступает в холодильник 328, где его охлаждают для получения третьего сконденсированного сброса 330. Третий сконденсированный сброс 330 поступает из холодильника 328 в четвертый сепаратор 332. Четвертый сепаратор 332 разделяет третий сконденсированный сброс 330 на четвертый сброс сепаратора 334 и второй целевой поток 336. Четвертый сброс сепаратора 334 выводят из системы 200. Затем второй целевой поток 336 выводят из системы 200 для его дальнейшего использования или переработки. На фиг. 4 изображена схема технологического процесса в установке гидропереработки,как единое целое обозначенной числом 400,производительностью 1200 баррелей в сутки. Контроль приемлемых входных параметров потока свежего сырья 401 (примерно 126,66 С, или 260F, 20 фунтов на квадратный дюйм и 1200 миллиардов баррелей в сутки) осуществляют в первой точке мониторинга 402. Потом поток свежего сырья 401 объединяют с разбавителем 404 в первой зоне соединения 406 для получения объединенного потока сырьеразбавитель 408. Объединенный поток сырьеразбавитель 408 закачивают насосом 410 для 9 загрузки разбавителя и сырья через первую контролирующую насадку 412 и первый клапан 414 во вторую зону соединения 416. Водород 420 с параметрами 37,77 С(100F), 500 фунтов на квадратный дюйм и 40000 СКФ/ч вводят в водородный компрессор 422 для получения сжатого водорода 424. Этот водородный компрессор 422 производит сжатие водорода от 420 до 1500 фунтов на квадратный дюйм. Сжатый водород 424 поступает во вторую точку мониторинга 426, где проверяют допустимость его входных параметров. Сжатый водород 424 поступает через вторую контролирующую насадку 428 и второй клапан 430 во вторую зону соединения 416. Первая контролирующая насадка 412, первый клапан 414 и указывающий расходомер жидкости 434 присоединены к указывающему расходомеру 432, контролирующему поступление объединенного потока 408 сырьеразбавитель во вторую зону соединения 416. Аналогично вторая контролирующая насадка 428, второй клапан 430 и указывающий расходомер 432 присоединены к указывающему расходомеру жидкости 434, который контролирует поступление потока сжатого водорода 424 во вторую зону соединения 416. Объединенный поток 408 сырье-разбавитель и сжатый водород 424 объединяются во второй зоне соединения 416,чтобы получить смесь водородразбавитель-сырье 440. Параметры смеси (составляющие примерно 1500 фунтов на квадратный дюйм и 2516 миллиардов баррелей/сутки) проверяют в четвертой точке мониторинга 442. Затем смесь водород-разбавитель-сырье 440 подают через теплообменник для сырья и продукта 444, нагревающий указанную смесь водород-разбавитель-сырье 440 при использовании очищенного продукта 610, для того чтобы получить поток теплообменника 446. Производительность указанного теплообменника 444 для сырья и продукта составляет приблизительно 2,584-106 Британских тепловых единиц/ч. Чтобы собрать информацию о параметрах потока теплообменника 446, этот поток теплообменника 446 контролируют в пятой точке мониторинга 448. Потом поток теплообменника 446 поступает в подогреватель реактора 450, который может нагреть поток теплообменника 446 при мощности 5,0-106 Британских тепловых единиц/ч, чтобы получить предварительно подогретый поток 452. Предварительно подогретый поток 452 контролируют в шестой точке мониторинга 454 и с помощью показывающего регулятора температуры 456. Топливный газ 458 проходит через третий клапан 460 и его мониторинг осуществляет показывающий регулятор давления 462 для обеспечения этим топливом подогревателя реактора 450. Показывающий регулятор давления 462 10 соединен с третьим клапаном 460 и с показывающим регулятором температуры 456. Предварительно нагретый поток 452 соединяют с рециркулирующим потоком 464 в третьей зоне соединения 466 для получения предварительно нагретого рециркулирующего потока 468. Предварительно нагретый рециркулирующий поток 468 контролируют в седьмой точке мониторинга 470. Затем предварительно нагретый рециркулирующий поток 468 перемешивают в смесителе 472 для сырья и рециркулирующего потока, чтобы получить смесь сырья и рециркулирующего продукта 474. Потом смесь сырье-рециркулирующий продукт 474 поступает во впускной сепаратор реактора 476. Впускной сепаратор реактора 476 имеет следующие параметры: 152,4 см (внутренний диаметр) х (3,048 м 0 см) (поперечное сечение) [60 дюймов (внутренний диаметр) х (10 футов 0 дюймов) (поперечное сечение)]. Смесь сырье-рециркулирующий продукт 474 разделяют во впускном сепараторе реактора 476, при этом получают отходящие газы 478 впускного сепаратора реактора и входящую отсепарированную смесь 480. Отходящие газы 478 впускного сепаратора реактора поступают из впускного сепаратора реактора 476 через третью контролирующую насадку 482, связанную с расходомером 484. Затем отходящие газы впускного сепаратора реактора 478 проходят через четвертый клапан 486, мимо восьмой точки мониторинга 488, а потом их сжигают или удаляют иным способом из системы 400. Регулятор уровня жидкости 490 связан как с четвертым клапаном 486, так и с впускным сепаратором реактора 476. Входящая отсепарированная смесь 480 выходит из впускного сепаратора реактора 476,имея следующие параметры: примерно 310 С(590F) и 1500 фунтов на квадратный дюйм,контролируемые в девятой точке мониторинга 500. Входящую отсепарированную смесь 480 объединяют с катализатором 502 в реакторе 504,чтобы получить реакционную смесь 506. Для контроля за технологическим процессом получения реакционной смеси 506 используют показывающий регулятор температуры 508 и десятую точку мониторинга 510. Реакционная смесь 506 при ее движении внутри выходного сепаратора реактора 512 имеет следующие параметры: 318,33 С (605F) и 1450 фунтов на квадратный дюйм. Реакционную смесь 506 разделяют в выходном сепараторе реактора 512 с получением отходящих газов 514 выходного сепаратора реактора и выходной отсепарированной смеси 516. Отходящие газы 514 выходного реактора сепаратора поступают из выходного сепаратора реактора 512 через монитор 515 на показывающий регулятор давления 518. Потом отходящие 11 газы выходного сепаратора реактора 514 проходят одиннадцатую точку мониторинга 520 и пятый клапан 522, затем их сжигают или удаляют иным способом из системы 400. Выходной сепаратор реактора 512 соединен с индикатором уровня жидкости 524. Выходной сепаратор реактора 512 имеет такие параметры: 152,4 см (внутренний диаметр) х(поперечное сечение)]. Выходная отсепарированная смесь 516 поступает из реакторного выходного сепаратора 512 и у первой зоны разделения 528 делится на два потока: рециркулирующий поток 464 и продолжающийся поток выходной отсепарированной смеси 526. Поток рециркулирующего продукта 464 закачивают рециркулирующими насосами 530,и мимо двенадцатой точки мониторинга 532 он поступает к четвертой контролирующей насадке 534. Четвертая контролирующая насадка 534 соединена с указывающим расходомером 536,который связан с показывающим регулятором температуры 508. Указывающий расходомер 536 управляет шестым клапаном 538. После того, как поток рециркулирующего продукта 464 выходит из четвертой контролирующей насадки 534, через шестой клапан 538 этот 464 поток поступает к третьей зоне соединения 466,где он объединяется с подогретым потоком 452,как уже предварительно обсуждалось. Выпускаемая отсепарированная смесь 526 выходит из первой зоны разделения 528 и проходит через седьмой клапан 540, управляемый индикатором уровня жидкости 524. Затем выпускаемая отсепарированная смесь 526 проходит мимо тринадцатой точки мониторинга 542 к нагревателю стоков 544. После этого выпускаемая отсепарированная смесь 526 направляется в нагреватель стоков 544, который имеет мощность 3,0-106 Британских тепловых единиц/ч и способен нагреть указанную выпускаемую отсепарированную смесь 526 для получения нагретого потока стоков 546. Этот нагретый поток стоков 546 контролируется показывающим регулятором температуры 548 и в четырнадцатой точке мониторинга 550. Топливный газ 552 поступает через восьмой клапан 554 и проверяется показывающим регулятором давления 556 для обеспечения этим топливом нагревателя стоков 544. Показывающий регулятор давления 556 соединен с восьмым клапаном 554 и с показывающим регулятором температуры 548. Нагретый поток стоков 546 поступает из четырнадцатой точки мониторинга 550 в ректификационную колонну 552. Ректификационная колонна 552 связана с индикатором уровня жидкости 554. Пар 556 поступает в ректификационную колонну 552 через двадцатую точку мониторинга 558. Возвратный поток разбавите 001973 12 ля 560 также поступает в ректификационную колонну 552. Ректификационная колонна 552 имеет следующие параметры: 106,68 см (внутренний диаметр) х (16,4592 м 0 см) (поперечное сечение) [42 дюйма (внутренний диаметр) х (54 фута 0 дюймов) (поперечное сечение)]. Очищенный разбавитель 562 выходит из ректификационной колонны 552 через мониторы показывающего регулятора температуры 564 и пятнадцатую точку мониторинга 566. Затем очищенный разбавитель 562 поступает через головной холодильник ректификационной колонны 568. В головном холодильнике ректификационной колонны 568 используется рециркулирующий поток водоугольной пульпы 570,чтобы заменить очищенный разбавитель 562 на сконденсированный разбавитель 572. Мощность головного холодильника ректификационной колонны 568 составляет 5,56-106 Британских тепловых единиц/ч. Затем сконденсированный разбавитель 572 поступает в сборник флегмы ректификационной колонны 574. Сборник флегмы ректификационной колонны 574 имеет следующие параметры: 106,68 см (внутренний диаметр) х (3,048 м 0 см) (поперечное сечение) [42 дюйма (внутренний диаметр) х (10 футов 0 дюймов) (поперечное сечение)]. Сборник флегмы ректификационной колонны 574 контролируется индикатором уровня жидкости 592. Сборник флегмы ректификационной колонны 574 разделяет указанный сконденсированный разбавитель 572 на три потока: сточный (сливной) поток 576, поток газа 580 и поток разбавителя 590. Сточный (сливной) поток 576 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574 и мимо монитора 578 покидает систему 400. Поток газа 580 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574, проходит мониторинг, показывающий регулятор давления 582, проходит через девятый клапан 584, минует пятнадцатую точку мониторинга 586 и покидает систему 400. Девятый клапан 584 управляется показывающим регулятором давления 582. Поток разбавителя 590 выходит из сборника флегмы ректификационной колонны 574,проходит мимо восемнадцатой точки мониторинга 594 и через насос 596, образуя нагнетаемый поток разбавителя 598. Потом нагнетаемый поток разбавителя 598 во второй зоне разделения 600 делят на поток разбавителя 404 и возвратный поток разбавителя 560. Разбавитель 404 выходит из второй зоны разделения 600, проходит через десятый клапан 602 и третью точку мониторинга 604. Затем разбавитель 404 поступает из третьей точки мониторинга 604 в первую зону соединения 406, где он объединяется со свежим сырьевым продуктом 401, как это было описано ранее. Возвратный поток разбавителя 560 выходит из второй зоны разделения 600, проходит 13 девятнадцатую точку мониторинга 606, одиннадцатый клапан 608 и поступает в ректификационную колонну 552. Одиннадцатый клапан 608 соединен с показывающим регулятором температуры 564. Очищенный продукт 610 выходит из ректификационной колонны 552, проходит двадцать первую точку мониторинга 612 и попадает в теплообменник 444 для получения нагретого очищенного продукта 614. Затем нагретый очищенный продукт 614 пропускают мимо двадцать второй точки мониторинга 615 и через насос для продуктов реакции 616. Нагретый очищенный продукт 614 выходит из насоса 616 через пятую контролирующую насадку 618. Шестая контролирующая насадка 618 соединена с расходомером 620. Затем нагретый очищенный продукт поступает с шестой контролирующей насадки 618 на двенадцатый клапан 622. Двенадцатый клапан 622 соединен с индикатором уровня жидкости 554. Потом нагретый очищенный продукт 614 поступает с двенадцатого клапана 622 через двадцать третью точку мониторинга 624 в холодильник для продуктов реакции 626, где его охлаждают для получения целевого продукта 632. В холодильнике для продуктов реакции 626 используют рециркулирующую водоугольную суспензию 628. Холодильник для продуктов реакции имеет мощность 0,640106 Британских тепловых единиц/ч. Целевой продукт 632 выходит из холодильника 626, проходит двадцать четвертую точку мониторинга 630 и выходит из системы 400. Фиг. 5 схематически изображает технологический процесс в многоступенчатом гидрогенераторе, обозначенном как единое целое числом 700. Сырье 710 соединяют с водородом 712 и с первым рециркулирующим потоком 714 в зоне 716 для получения объединенного потока сырья, водорода и рециркулирующего потока 720. Этот объединенный поток сырье-водородрециркулирующий поток 720 поступает в первый реактор 724, где он вступает в реакцию с получением первого потока выпускаемого продукта реакции 730. Первый поток выпускаемого продукта реакции 730 разделяют, чтобы в зоне 732 получить первый рециркулирующий поток 714 и первый непрерывный поток продукта реакции 740. Первый непрерывный поток продукта реакции 740 поступает в десорбер 742, где удаляются отходящие газы десорбера 744 (типа Н 2S, NH3, и H2O) для получения потока десорбера 750. Затем поток десорбера 750 соединяют с дополнительным потоком водорода 752 и со вторым рециркулирующим потоком 754 в зоне 756 с получением объединенного потока десорбера, потока водорода и рециркулирующего потока 760. Этот объединенный поток десорбера, водорода и рециркулирующего потока 760 поступает в сатуратор 764, где он вступает в реакцию с получением второго выпускаемого 14 потока продуктов реакции 770. Второй выпускаемый поток продуктов реакции 770 разделяют в зоне 772, чтобы получить второй рециркулирующий поток 754 и выпускаемый поток продуктов реакции 780. В соответствии с настоящим изобретением, растворители деасфальтизации включают пропан, бутаны, и/или пентаны. Другие исходные разбавители включают легкие углеводороды, легкие дистилляты, лигроин, дизельное топливо, вязкую загущенную нефть, предварительно прошедшие гидропереработку сырье, рециркулирующий продукт, прошедший гидрокрекинг, продукт изомеризации, рециркулирующий деметаллизованный продукт, или им подобные. Пример 1. Дизельное топливо подвергают гидрообработке при 620 К для удаления серы и азота. Для получения требуемого продукта приблизительно 200 СКФ (стандартных кубических футов) водорода должно вступить в реакцию с баррелем дизельного топлива. Прошедшее гидрообработку дизельное топливо было выбрано в качестве разбавителя. Трубчатый реактор, работающий при температуре на выходе в 620 К, при соотношении рециркулирующего продукта к сырью 1/1 или 2/1, и давлении в 65 или 95 бар,пригоден для осуществления требуемых реакций. Пример 2. Нефть, прошедшую деасфальтизацию,подвергли гидрообработке при 620 К, чтобы удалить серу и азот и провести насыщение ароматическими соединениями. Для получения требуемого продукта примерно 1000 СКФ водорода должно вступить в реакцию с баррелем прошедшей деасфальтизацию нефти. Тяжелый лигроин, выбранный в качестве разбавителя,смешали с сырьем в равных объемах. Трубчатый реактор, работающий при температуре на выходе 620 К, при давлении в 80 бар и при соотношении рециркуляции 2,5/1, пригоден для получения всего требуемого водорода; внутри этого реактора допускается подъем температуры менее чем на 20 К. Пример 3. Такой же, как приведенный выше пример 1, за исключением того, что разбавитель выбран из пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья, или их комбинаций. Пример 4. Такой же, как приведенный выше пример 2, за исключением того, что разбавитель выбран из пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья, или их комбинаций. 15 Пример 5. Такой же, как приведенный выше пример 3, за исключением того, что указанное сырье выбирают из нефтяных фракций, дистиллятов,кубовых остатков, восков, машинных масел,прошедшей деасфальтизацию нефти или топлива, отличного от дизельного топлива. Пример 6. Такой же, как приведенный выше пример 4, за исключением того, что указанное сырье выбирают из нефтяных фракций, дистиллятов,кубовых остатков, нефтепродуктов, восков, машинных масел, прошедшей деасфальтизацию нефти или продуктов, подобных им, но отличных от прошедшей деасфальтизацию нефти. Пример 7. Описанный и приведенный здесь способ двухфазного процесса гидропереработки и установка. Пример 8. Способ гидропереработки, усовершенствование которого включает стадию смешения и/или равновесного испарения водорода и нуждающейся в обработке нефти в присутствии растворителя или разбавителя, в котором растворимость водорода выше, чем в указанном нефтяном сырье. Пример 9. Приведенный выше пример 8, в котором разбавитель или растворитель выбирают из тяжелого лигроина, пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля нефти, предварительно прошедшего гидропереработку сырья или их комбинаций. Пример 10. Приведенный выше пример 9, в котором указанное сырье выбирают из нефти, нефтяных фракций, дистиллятов, кубовых остатков, дизельного топлива, прошедшей деасфальтизацию нефти, восков, машинных масел и им подобных. Пример 11. Способ двухфазного процесса гидропереработки, включающий стадии: смешения сырья с разбавителем, насыщения водородом смеси разбавитель/сырье до реактора, взаимодействия смеси сырье/разбавитель/водород с катализатором в указанном реакторе для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы, или для крекинга. Пример 12. Приведенный выше пример 11, в котором указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм, предпочтительно 1000-3000 фунтов на квадратный дюйм. Пример 13. Приведенный выше пример 12, включающий, кроме того, стадию работы реактора при сверхкритических условиях растворения, так,чтобы не существовало предела растворимости. 16 Пример 14. Приведенный выше пример 13, включающий, кроме того, стадию отвода тепла от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в точку, расположенную выше по потоку этого реактора. Пример 15. Нефтепродукт, прошедший гидропереработку, гидрообработку, гидродоработку, гидроочистку, гидрокрекинг или подобный нефтепродукт, полученный согласно одному из описанных выше примеров. Пример 16. Резервуар реактора для применения в улучшенном процессе гидропереработки, согласно настоящему изобретению, содержит катализатор в трубках сравнительно малого диаметра, равного 5,08 см (2 дюйма), при емкости реактора приблизительно в 1,1326 м 3 (40 футов 3), а сам реактор смонтирован таким образом,что он выдерживает давление выше примерно 3000 фунтов на квадратный дюйм. Пример 17. При деасфальтизации растворителем восемь объемов н-бутана приводят в контакт с одним объемом вакуумного гудрона. После удаления смолы, но до восстановления указанного растворителя из подвергнутой деасфальтизации нефти (ДАН), смесь растворитель/ДАН нагнетают до примерно 1000-1500 фунтов на квадратный дюйм и смешивают с водородом в количестве примерно 900 СКФ Н 2 на баррель ДАН. Смесь растворитель/ДАН/Н 2 нагревают примерно до 590-620 К и проводят ее контактирование с катализатором для удаления серы, азота и насыщения ароматическими соединениями. После гидропереработки бутан удаляют из гидрообработанной ДАН, снижая давление примерно до 600 фунтов на квадратный дюйм. Пример 18. По меньшей мере, один из указанных выше примеров, включающий многоступенчатые реакторы, причем два или более реактора соединены последовательно с реакторами, конфигурации которых соответствуют настоящему изобретению, и имеются реакторы, одинаковые или отличающиеся по температуре, давлению,типу катализатора, или подобным параметрам. Пример 19. Приведенный выше пример 18, использующий, кроме того, многоступенчатые реакторы для получения отдельных продуктов, восков,машинных масел и им подобных. Резюмируя, отметим, что гидрокрекинг представляет собой разрыв углерод-углеродных связей, а гидроизомеризация - перегруппировку углерод-углеродных связей. Гидродеметаллизация представляет собой удаление металлов(обычно из вакуумного гудрона или прошедшей деасфальтизацию нефти) для предотвращения 17 отравления катализатора в каталитических крекинг-установках и в установках гидрокрекинга. Пример 20. Гидрокрекинг: объем вакуумного газойля смешивают с 1000 СКФ Н 2 на баррель сырьевого газойля, смешивают с двумя объемами рециркулирующего продукта гидрокрекинга (разбавителя) и пропускают над катализатором гидрокрекинга при 398,88 С (750F) и давлении в 2000 фунтов на квадратный дюйм. Полученный продукт гидрокрекинга содержал 20% лигроина,40% дизельного топлива и 40% кубовых остатков. Пример 21. Гидроизомеризация: объем сырья, содержащий 80% парафинного воска, смешивают с 200 СКФ Н 2 на баррель сырья и с одним объемом такого продукта изомеризации, как разбавитель, и пропускают над катализатором изомеризации при 287,77 С (550F) и давлении в 2000 фунтов на квадратный дюйм. Температура застывания продукта изомеризации составляет 1,11 С (30F), его индекс вязкости равен 140. Пример 22. Гидродеметаллизация: объем сырья с общим содержанием металлов 80 х 10-6 смешивают со 150 СКФ Н 2 на баррель и с одним объемом рециркулирующего деметаллизованного продукта и пропускают над катализатором при 232.22 С (450F) и давлении в 1000 фунтов на квадратный дюйм. Общее содержание металлов в полученном продукте составляет 3 х 10-6. Обычно процесс Фишера-Тропша касается получения парафинов из монооксида углерода и водорода (СО и Н 2 или синтез-газ). Синтез-газ содержит СO2, СО и Н 2, его получают из различных источников, прежде всего из угля или природного газа. Полученный синтез-газ затем вступает в реакции над определенными катализаторами при получении определенных продуктов реакции. Синтез Фишера-Тропша представляет собой процесс получения углеводородов (почти исключительно парафинов) из СО и Н 2, осуществляемый над металлическим катализатором на носителе. Железный катализатор представляет собой классический катализатор ФишерТропша, однако используются и другие металлические катализаторы. Синтез-газ можно использовать (и его используют) для получения других химических веществ, прежде всего спиртов, хотя эти реакции не являются реакциями Фишера-Тропша. Техническое решение настоящего изобретения можно использовать для любого каталитического процесса, в котором для осуществления взаимодействия на поверхности катализатора один или более компонентов необходимо перевести из газовой фазы в жидкую. Пример 23. Двухстадийный способ гидропереработки,в котором первая стадия осуществляется в усло 001973 18 виях, достаточных для удаления серы, азота,кислорода, и т.п. (620 К, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют загрязняющие примеси H2S, NН 3 и воды, а затем, на второй стадии, реактор работает в условиях, достаточных для насыщения ароматическими соединениями. Пример 24. Процесс, описанный, по крайней мере, в одном из приведенных выше примеров, в котором, помимо водорода, моноокись углерода(СО) смешивают с водородом, и полученную смесь приводят в контакт с катализатором Фишера-Тропша для получения углеводородных химических соединений. В соответствии с настоящим изобретением, усовершенствованный процесс гидропереработки, гидрообработки, гидродоработки, гидроочистки, и/или гидрокрекинга обеспечивает удаление примесей из смазочных масел и восков при относительно низком давлении и с минимальным количеством катализатора. Это достигается благодаря уменьшению или исключению необходимости нагнетания под давлением водорода в растворе в емкость реактора и за счет увеличения растворимости водорода добавлением разбавителя или растворителя. Например, дизельное топливо представляет собой разбавитель для тяжелых фракций, а пентан разбавитель для легких фракций. Более того,используя пентан как разбавитель, можно достичь высокой растворимости. Используя процесс по настоящему изобретению, можно получить большие, чем стехиометрические, количества водорода в растворе. Также, используя процесс по настоящему изобретению, удается уменьшить стоимость сосуда высокого давления, и в таком реакторе можно использовать катализатор в небольших трубках, что уменьшит стоимость. Далее, используя процесс по настоящему изобретению, можно исключить необходимость в компрессоре для рециркуляции водорода. Хотя процесс по настоящему изобретению может быть реализован на стандартном оборудовании для гидропереработки, гидрообработки, гидродоработки, гидроочистки и/или гидрокрекинга, таких же или лучших результатов возможно достичь, если использовать оборудование меньшей стоимости, реакторы, водородные компрессоры и подобные устройства, способные к реализации процесса при более низком давлении, и/или рециркулирующий растворитель, разбавитель, водород или, по крайней мере, часть предварительно прошедшего гидрообработку продукта или сырья. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Двухфазный способ гидропереработки и установка в соответствии с заявленным. 19 2. Двухфазный способ гидропереработки для обработки сырьевой нефти водородом в реакторе, отличающийся тем, что он включает стадию, по меньшей мере, одного смешения и/или равновесного испарения водорода и требующей обработки нефти в присутствии растворителя или разбавителя с тем, чтобы процентное содержание водорода в растворе было больше, чем процентное содержание водорода в сырьевой нефти, для получения двухфазной жидкой смеси сырье/разбавитель/водород при последующем отделении газа из этой жидкой смеси выше по потоку этого реактора. 3. Способ по п.2, отличающийся тем, что указанный растворитель или разбавитель выбирают из группы, состоящей из тяжелого лигроина, пропана, бутана, пентана, легких углеводородов, легких дистиллятов, лигроина, дизельного топлива, вязкого газойля, предварительно прошедшего гидропереработку сырья или их комбинаций. 4. Способ по п.3, отличающийся тем, что указанное сырье выбирают из группы, состоящей из нефти, нефтяных фракций, дистиллята,кубовых остатков, дизельного топлива, прошедшей деасфальтизацию нефти, восков, машинных масел и специального ассортимента продуктов. 5. Двухфазный жидкостной способ гидропереработки, включающий стадии смешения сырья с разбавителем, насыщения водородом смеси разбавитель/сырье до реактора при образовании двухфазной жидкой смеси сырье/разбавитель/водород, выделения газа из двухфазной жидкой смеси до реактора, взаимодействия указанной смеси сырье/разбавитель/водород с катализатором в реакторе для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы,или для крекинга. 6. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм. 7. Способ по п.6, отличающийся тем, что он включает кроме того, эксплуатацию указанного реактора при сверхкритических условиях растворения, с тем чтобы не существовало предела растворимости. 8. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный процесс представляет собой многоступенчатый процесс при использовании двух или более последовательно соединенных реакторов. 9. Способ по п.7, отличающийся тем, что он включает, кроме того, стадию отвода теплоты от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в расположенную выше по потоку точку этого реактора. 10. Способ по п.5, отличающийся тем, что различные реакторы используются для насыще 001973 20 ния или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы, или для крекинга. 11. Способ по п.5, отличающийся тем, что контролируемую часть прореагировавшего сырья смешивают с перемешанным сырьем до реактора. 12. Способ, по меньшей мере, по одному из пп.8 и 10, отличающийся тем, что первая стадия осуществляется в условиях, достаточных для удаления из сырья серы, азота, кислорода и загрязняющих примесей (по меньшей мере, 620K, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют примеси H2S, NH3 и воду, а реактор второй стадии потом работает в условиях, достаточных для насыщения переработанного сырья ароматическими соединениями. 13. Способ, по меньшей мере, по одному из пп.2 и 5, отличающийся тем, что в дополнение к водороду СО (монооксид углерода) смешивают с водородом и полученную смесь сырье/разбавитель/водород/СО приводят в контакт с катализатором Фишера-Тропша в реакторе для синтеза углеводородных химических соединений. 14. Гидропереработанный, гидрообработанный, гидродoработанный, гидроочищенный продукт, воск, машинное масло, продукт гидроизомеризации, гидродеметаллизации, продукт Фишера-Тропша или подобный продукт, полученный согласно, по меньшей мере, одному из способов, по меньшей мере, одного из пп.1-13 и 15-23. 15. Способ по п.5, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 10003000 фунтов на квадратный дюйм. 16. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 5005000 фунтов на квадратный дюйм. 17. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанный реактор выдерживает давление 10003000 фунтов на квадратный дюйм. 18. Способ по п.4, включающий, кроме того, стадию эксплуатации указанного реактора при сверхкритических условиях растворения, с тем чтобы не существовало предела растворимости. 19. Способ по п.4, отличающийся тем, что указанный процесс представляет собой многоступенчатый процесс, использующий два или более последовательно соединенных реакторов. 20. Способ по п.18, включающий, кроме того, стадию отвода теплоты от поступающего в реактор потока, отделения разбавителя от прореагировавшего сырья и рециркуляции разбавителя в расположенную выше по потоку точку этого реактора. 21. Способ по п.4, отличающийся тем, что различные реакторы используются для насыщения или удаления серы, азота, кислорода, металлов или других загрязняющих примесей, или для снижения молекулярной массы или для крекинга. 22. Способ по п.4, отличающийся тем, что контролируемую часть прореагировавшего сырья смешивают с перемешанным сырьем до реактора. 23. Способ, по меньшей мере, по одному из пп.19 и 21, отличающийся тем, что первая стадия осуществляется в условиях, достаточных для удаления из сырья серы, азота, кислорода и загрязняющих примесей (по крайней мере, 620K, 100 фунтов на квадратный дюйм), после чего удаляют примеси H2S, NH3 и воды, а реактор второй стадии потом работает в условиях, достаточных для насыщения переработанного сырья ароматическими соединениями. 24. Установка или система для реализации,по меньшей мере, одного из способов, по меньшей мере, по одному из пп.1-13 и 15-23. 25. Установка или система как это заявлено по п.24 и приведено на одной из фиг. 1-5.