加氢处理裂解汽油的系统和方法 【发明背景】
本发明涉及加氢处理裂解汽油，更具体的是以低成本和高效率进行这种加氢处理的方法和设备。
裂解汽油(也称为“重质裂解汽油(pygas)”)是制备乙烯和丙烯的蒸气裂解方法的液体副产物。裂解汽油是高度不饱和的烃混合物(碳范围约C5-C14)，富含二烯、烯烃和芳烃，尤其是苯。此外，裂解汽油包括不想要的含杂原子的烃，如含硫和氮的化合物。为了使之可以用作汽油混合原料，裂解汽油必须至少部分氢化或加氢处理，将不饱和度和含杂原子的烃降低。如果不加处理，裂解汽油在燃料系统中通常降解形成树胶和漆。
目前，使用颗粒催化剂，在常规固定床反应器中加氢处理裂解汽油。通常，使用滴流操作方式。这种操作方式的一个问题就是液体反应物不能完全润湿该床，会出现气流流经优先的流路，导致床利用率降低。此外，床的压力降受限于催化剂的粒径，在许多情况下，若可以克服压力降限制，则要求将催化剂粒径降低。此外，常规固定床反应器易于导致热点失控，出现许多健康、安全和环境问题。当催化剂未被液体进料充分润湿时，就存在热点；气相中的不饱和烃继续反应，并释放热量。由于反应速度对温度呈指数关系，热点会开始失控，导致高温，甚至可能爆炸。
已经使用各种的催化剂来研究加氢处理工艺。例如，Smits等人(ChemicalEngineering Science，1996(51)，3019-3025)说明了在整体催化剂上加氢处理苯乙烯和1-辛烯在甲苯中的混合物。但是，Smits等人在其模型实验中所用的混合物明显不同于实际裂解汽油组合物。例如，Smits等人研究的模型系统仅包含三种不同的化合物，而实际的重质裂解汽油包含至少130种不同化合物，最近的数据显示在重质裂解汽油基质中的苯乙烯的加氢反应速率比在乙基苯或甲苯基质中的速率慢15-20倍之多。因此，若存在的话，所述Smits的发现对工业规模中实际裂解汽油组合物的加氢处理几乎没有(如果说有的话)可应用性。
由于目前实施常规裂解汽油加氢处理时所涉及的上述缺点和不足，明显需要在所述工艺地许多方面进行不断的改进。要求改进反应器和裂解汽油加氢处理的过程，以便降低反应器的大小和成本，以更有效地使用氢反应物，更有效地使用电力和水，通过使用更好的流体动力学改进整体床利用率。以下所述方法有助于达到这些和其它需要。
发明概述
一方面，本发明涉及加氢处理裂解汽油原料的方法，所述方法包括如下步骤：在至少一个包含整体催化剂的催化剂床存在下，使所述裂解汽油原料和含氢处理气接触。优选的整体催化剂通常是蜂窝状结构的，即整体结构，存在许多从该结构的入口面延伸到出口面的平行通道，它们被用催化剂形成的或涂布的或浸渍的通道壁捆在一起。
在优选实施方式中，整体催化剂的载体部分包括θ-氧化铝，作为整体的结构组分或者作为另一种金属或陶瓷材料载体上的涂层，例如堇青石陶瓷蜂窝体上的氧化铝涂层。合适的和这种载体组合使用的催化剂包括氢化催化剂，选自镍、铂、钯、铑、银、铁、钴、铱、锡及其混合物。这些整体催化剂的通道或者所谓的孔隙密度最低为蜂窝体截面的1.5孔隙/cm2到最高为310孔隙/cm2(10-2000孔隙/英寸2)。
进行本发明加氢处理工艺的原料包括气体和液体组分。若需要的话，循环使用来自裂解汽油反应器的部分液体产物。所述反应器原料的气体组分通常包含至少约50摩尔％的分子氢。在本发明优选的实施方式中，所述气体和液体原料贯穿多重催化剂床，所述含氢处理气在催化剂床之间引入，替代工艺中消耗的氢气体积。
另一方面，本发明包括加氢处理裂解汽油原料的反应器系统。该系统包括一个或多个反应器，它包含至少一个整体催化剂床，各反应器包括液体进料口，流出物出口，含氢处理气入口。在优选的实施方式中，将部分来自出口的液体排出物循环到原料入口中。也优选至少一个反应器包括一个以上的催化剂床，该反应器还包括用于将含氢处理气通过含氢处理气入口引入各催化剂床的装置。
附图简述
图1是本发明裂解汽油加氢处理反应器中二烯减少对时间的关系图；
图2示意性说明了本发明裂解汽油加氢处理设备和方法；
图3说明了裂解汽油加氢处理所用的另一种方法和反应器装置。
详述
本发明的关键是在裂解汽油的氢化(也称为“加氢处理”)系统和方法中使用整体催化剂。整体催化剂在本领域为人熟知，是指沉积在所述整个结构中呈现基本上均匀的结构(或几何结构)的固体载体上的催化剂。在优选实施方式中，所述整体催化剂具有蜂窝状结构，通常其特征是，包含许多平行且末端敞开的通道从结构的第一或入口面延伸到第二或出口面的几何结构。
所述蜂窝状催化剂的“几何”或“几何结构”不仅是指催化剂的结构特征，还指在整个材料中有一定均匀度的材料特征。例如，几何图形包括孔径大小、通道结构、通道直径、孔隙密度、壁厚、空隙分数、敞开的前沿截面(即通道或空隙面积占据的总表面积的百分数)等。整体催化剂也称为“整体”或“蜂窝状催化剂”。
整体催化剂可以由通过从结构的一端通道另一端的交叉通道壁捆绑的通道构成的整体结构形成，分散于其中，或制成整体结构。所述通道可以是具有任意许多截面形状，包括三角形、方形、矩形和六角形，通道大小在相对较宽的范围内，通道直径从几分之一毫米到厘米或以上。所述优选的蜂窝体的孔隙密度通常约为蜂窝体截面的7-160孔隙/cm2(50-1000孔隙/英寸2)。
本领域中已经说明了整体催化剂及其制备方法的例子，例如在Nijhuis等人的Catalysis Reviews，43(4)，345-380(2001)中说明。整体催化剂可以由任意能提供多孔结构的材料制得。合适的催化剂载体材料包括硅、镁、铝、钛、锆的氧化物、过渡金属氧化物以及它们的混合物和化合物。因此，一些催化剂载体材料包括陶瓷和沸石。合适的陶瓷材料的例子在例如US-A-3885977、US-A-4483944、US-A-4631267和US-A-5633217中提到，其内容参考引用于此。堇青石蜂窝体是尤其合适的催化剂载体。
所述催化剂结构可以依次负载适于加氢处理的修补基面涂层(Washcoat)、催化剂或催化剂组合物。例如，所述载体可以包含氧化铝，如γ-氧化铝或θ-氧化铝，它们要么挤压成整块，或者基面涂布到另一整块的载体结构上。修补基面涂层的一个功能就是为活性催化剂组分提供表面积高的载体。
通过浸渍或涂布，可将氢化催化剂组分分散在整体催化剂载体表面上。氢化催化剂组分可包括有助于催化氢化不饱和有机化合物的材料。例子包括金属，如镍、铂、钯、铑、钌、银、铁、铜、钴、铬、铱、锡、它们的合金和混合物。优选的氢化催化剂组分是镍、铂和钯。
在和含氢处理气接触时，所述整体催化剂有助于氢化不饱和裂解汽油组分。“含氢处理气”是指包含分子氢的气体，它可以用于将不饱和有机化合物完全或部分转化成其饱和形式。所述含氢处理气通常包含至少约50摩尔％的分子氢。所述含氢处理气由100摩尔％氢气组成，或者它可以包含其它气体，如非活性气体。合适的非活性气体的例子包括但不限于氮、二氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷以及这些和其它其它的混合物。
在本发明中，使重质裂解汽油和含氢处理气与整体催化剂的“接触”涉及在一定温度下使反应物和催化剂床集中在一起一段足够时间，使得能发生有效地提高原料流的烃饱和度的分子间相互作用。用于所述方法的反应条件部分取决于所选的具体反应器装置，但是通常优选反应温度约为20℃-350℃，气压约为5-100巴。有利地是，这种接触步骤可以0.1小时-1以上的液时空速下进行。在这些条件下，在通过反应器系统中单程就可转化具有一般组成的裂解汽油中存在的至少约10％二烯类。
如上所述，本发明用于重质裂解汽油转化的混合原料通常由气体和液体的混合物组成。在反应器操作条件下，所述气体和液体的体积比(G∶L比)约为0.1-20∶1，更好是0.1-约10∶1。但是通常优选G∶L比接近1∶1的条件，如Yaylor流动状态所特有的。在本领域中已知Taylor流动下的操作工艺，例如在美国No.10/027645(2001年11月21日提交)中有述，其内容整体参考引用于此。然而，在实施本发明时并不是一定要保持Taylor流动；当需要时，本发明的方法和设备可以在其它流动状态下操作，包括薄膜流动和湍流状态。
根据本发明的一些优选工艺变量，可以周期性且局部地再次补充在反应器系统中由正在进行的氢化反应所消耗的含氢处理气。有利地是，可以在有效保持流动模式控制所需体积G∶L值的位置和速度进行再次补充，同时确保提供催化剂保护和总反应化学计量所需的氢气量。达到这些效果的合适方法是沿反应器长度方向在若干点处将氢气注入工艺流体中。合适的流动控制方法在上述美国No.10/027645中提到了。
本发明的方法可以用具有一个或多个反应器槽的系统来进行。在一些实施方式中，系统包括两个或多个反应器槽，它们相互串联，使来自上游槽的排出物包含用于下游槽的原料。反应槽可以包含包含整体催化剂的一个或多个催化剂床。在一些实施方式中，所述反应槽可以包含两个或多个催化剂床，或者所述反应器系统包含两个或多个反应槽。具有两个或多个反应槽的反应器系统例子在附图中示例说明，在下文要更充分叙述。合适的系统包含两个反应器槽，其中，一个槽如上游槽包括两个催化剂床，另一个槽如下游槽包括一个催化剂床。在任何这种多重反应床的系统中，可以使用常规填充床和整体床的组合。
通常，各反应槽包括一个或多个入口，如用于重质裂解汽油进料或来自上游反应槽的排出液，以及含氢处理气的入口。所述槽还包括一个或多个出口，如用于重质裂解汽油产物(排出物)和/或废处理气的出口。在具有一个以上局部供应含氢处理气的催化剂床的槽中，气体的入口位置设在能向催化剂床之间注入气体之处。这种注入还能更好地控制反应器的温度。
催化剂床可以按照任意合适的方式进行操作，包括上升气流、下降气流或水平气流构型。此外，整体催化剂床可以使用顺流或逆流气体/液体流体来操作。在顺流流动中，所述气体和液体以相同方向运动，而在逆流流体中，气体和液体以相反方向运动。催化剂床和流动状态的任意组合均合适，包括例如具有以不同构型和流动状态独立操作的具有多重反应器的系统。
在本发明的一些实施方式中，所述方法包括将未反应的含氢处理气循环回到反应器中，使未反应的氢气可以高效用于加氢处理方法中。因此，在一些实施方式中，反应器具有使气体可以循环的入口和出口阀。在其它实施方式中，在注入所述反应器系统之前，将所述循环气体加入含氢处理气中。
本发明的方法还使一部分液体反应排出物被循环。因此，由反应器下游的汽液分离器得到的液体部分可以直接加入反应器中，例如在催化剂床之间的反应器区域中，或者在催化剂床上游的反应器区域中。此外，在注入反应器之前，液体循环可以和重质裂解汽油原料混合。
本发明的系统还包括汽液分离器、热交换器、泵和/或气体压缩机，如常规使用这些系统部件。合适的泵的例子包括但不限于原料泵、液体循环泵等。可以使用例如气体压缩机来循环未反应的含氢处理气。
本发明系统和方法的操作参数一定程度上取决于所用系统的装置和容量。但是通常，液体重质裂解汽油原料组分的液时空速(每体积催化剂每小时的原料体积)至少约为0.1小时-1。加氢处理系统性能的主要目的和测量方式是将二烯类转化成更饱和的分子。在这些液时空速下，在一般重质裂解汽油原料中存在的二烯类的转化率在系统单程中至少约为5％。
通过以下实施例，本文所述加氢处理系统和方法的其它优势将变得显而易见，它们用于说明，但决不是用于限制。一个重要的优势就是使用整体催化剂可以使常规技术如喷淋/颗粒填充床中的反应器体积更小，获得相同等级的转化率。相比常规技术，所述方法和系统也可以降低氢气循环速度。
实施例1-制备整体催化剂
使用上述一般步骤，使用镍催化由θ-氧化铝基面涂布的堇青石整体样品组成的整体催化剂载体。通过将600g硝酸镍溶于1升去离子水中，制备镍水性浸渍溶液。在室温下，所述催化剂载体浸没在这种溶液中约30分钟，然后从溶液中取出，并排干过量的溶液。使用鼓风进一步除去过量的溶液。然后，通过在炉子中加热至120℃，保持2小时来干燥所述样品，并最后在炉子中，在250℃下的流动空气中煅烧至少2小时。这种成品催化剂的一般性质如下表1所示。
表1：基面涂布的θ-氧化铝上的镍催化剂性质孔隙密度，cpsi 400Cordierite Web厚度，0.001英寸θ-氧化铝基面涂布负载，重量％镍负载，重量％BET表面积，m2/g 19-23 1.7 12.3
实施例2-重质裂解汽油的镍催化转化
在固定床中试反应器中试验实施例1中所述基面涂布的θ-氧化铝整体催化剂上的镍的裂解汽油氢化活性和选择性。所述催化剂首先在400℃和3.5巴压力下的流动氢气中预处理16小时，来还原镍，并产生活性氢化位点。
为了进行所述试验，所述试验单元作为循环或“微分”反应器以分批循环模式进行操作。所述模式涉及在整体床上连续再循环液体原料和含氢气体。连续加入新鲜的氢气，以补偿由于和重质裂解汽油原料反应而消耗的氢气。定期从工艺流中抽取加氢处理的重质裂解汽油产物的样品，并通过气相色谱法进行试验，测量所述反应的进行。
总二烯浓度随时间的变化如附图1所示，它说明了再循环重质裂解汽油原料中残留的二烯的总摩尔分数和反应时间(分钟)的关系。这些结果显示使用所述几何构型和组成的整体催化剂时，实际裂解汽油原料可以达到的二烯浓度的降低速度。
实施例3喷淋床重质裂解汽油加氢处理(对比例)
加氢处理裂解汽油所用的常规方法是基于以喷淋模式使用任意填充的颗粒催化剂床的固定床反应器技术。在这种方法中，所述重质裂解汽油原料首先和含氢处理气混合，然后通过热交换器预热气体和液体混合物。所述预热的混合物加入其中具有一个或两个催化剂床的反应器容器中。
在两个催化剂床的反应器中，两个床可以由相同或不同的催化剂体积构成。所述气体和液体的混合物首先经过第一催化剂床，然后经过第二催化剂床。所述反应器排出物通过热交换器冷却，然后分离气相和液相。所分离的气流通常循环返回，并再次和新鲜重质裂解汽油混合，使含氢补充气和该阶段消耗的氢气保持平衡。所分离的液体产物送入下游工艺单元中。
常规的方法常使用部分冷却的液体产物来控制反应器中放热氢化反应所致的总体温度升高。为此，通常循环一部分冷却的液体产物，并通过一些骤冷的内部件在两个催化剂床之间引入反应器中。
用于操作重质裂解汽油氢化用常规喷淋床(例如，由氧化铝颗粒上的市售镍(10重量％)催化剂组成)的典型液时空速(LHSV)为1-3小时-1。在实际条件下，反应器入口处的汽液比通常为4-10m3/m3。
这种反应器中处理的常规重质裂解汽油原料的特征如下表2所示。如上所示，重质裂解汽油常由100种以上的单独组分组成。但是为了进行比较，这些组分根据不饱和键的数量、分子量、碳原子数和沸点归类为数目更小的代表性组分。例如，所述直链和支链C6组分可以集合在具有连接到环状C5环上的甲基的C6组分中。由此简化的重质裂解汽油组合物的组分以及那些组分在重质裂解汽油原料混合物中的重量％如表3所示。
表2.重质裂解汽油原料特性密度842Kg/m3分子量86.9Kg/kmolBTX芳烃69.67重量％组成二烯总量10.6重量％烯烃总量7.36重量％苯乙烯含量1.93重量％ASTM D86蒸馏IBP13.4℃ 5％30℃ 50％91.7℃ 95％170℃ FBP180℃
表3.裂解汽油的简要组成(重量％)正丁烷2M-1-丁烯异戊烷1，3-环戊二烯环戊烯环戊烷1，4-戊二烯1-戊烯正戊烷2M-1-戊烯2M戊烷甲基环戊二烯1-甲基环戊烯甲基环戊烷苯苯乙烯E-苯 0.33 3.40 1.14 1.66 0.45 0.35 1.81 0.70 1.95 0.39 1.11 1.60 0.71 1.98 39.15 1.93 7.37甲苯二甲苯二环戊二烯(C10H12)二氢二环戊二烯(C10H16)四氢二环戊烷(C10H16)甲基-二环戊二烯(C11H16)甲基-氢二环戊烯(C11H16)甲基-四氢二环戊烷(C11H18) 17.99 5.15 3.84 1.53 1.58 1.68 0.17 2.02总计 100
基于实验装置试验和具体的工艺模拟，对于指定的常规反应器入口容易预计常规喷淋床重质裂解汽油加氢处理方法的一般结果。下表4记录了用于常规喷淋床反应器装置的一套操作条件以及在这种条件下反应器操作预期的典型转化结果。
表4中记录的工艺结果是以具有工艺温度控制的液体产物循环的两个颗粒床反应器结构。所述第一催化剂床的体积占总催化体积的29％，剩余71％催化体积在第二床中。工艺温度控制的液体产物循环是通过以7.6重量％的重质裂解汽油进料速度在催化剂颗粒床之间注入液体产物来进行的，上述速度可以有效地将反应器中的温度升高控制在不高于反应器入口温度的70K。所述气体和液体反应器排出物分离成供循环的液体产物流和气体产物流，后者的温度调节至40℃。
和下表4中所述反应器操作有关的数据包括重质裂解汽油进料的液时空速、反应器入口温度、反应器入口压力、反应器入口处的气液比以及加入反应器中的气体原料的氢气含量。在这些操作条件下产物的一般工艺结果包括产物，即二烯、烯烃和苯乙烯的总量以及产物的密度和分子量。
表4工艺变量LHSV1.8h-1反应器入口温度70℃反应器入口压力36.7巴气体和油的比率(反应器入口，实际条件)4.64m3/m3处理气中氢气含量(在和重质裂解汽油混合以前)85.5摩尔％产物数据含量转化率二烯总量1.00重量％90.56％烯烃总量8.48重量％-16.01％苯乙烯总量0.25重量％87.16％密度a)833kg/m3分子量a)87.1kg/Kmol
a)在简单闪蒸至1巴和20℃之后
实施例4.整体催化剂重质裂解汽油加氢处理工艺
以基面涂布Ni/θ-氧化铝的整体催化剂如实施例1所述的为基础，设计本发明的裂解汽油加氢处理系统和工艺。所述反应器单元设计并在相同的总重质裂解汽油进料速度下操作，并制得相同的产物质量，而且温度控制如实施例3所述的喷淋床反应器。
所述反应器中使用的具体催化装置由基面涂布θ-氧化铝涂层的孔隙密度400孔/平方英寸(cpsi)的堇青石载体组成，上述氧化铝涂层上施涂了浓度约为涂布整体的1.69重量％的镍，作为主要催化活性相。将基于来自加入这种催化剂的反应器校正和指导试验的重质裂解汽油转化率的动力学情况作为这种系统的基本输入值。
图2说明使用这种催化剂的系统的简化系统部件和工艺流程图。在图2中，重质裂解汽油原料1通过进料泵2进入所述单元，并和来自循环压缩机12的一部分处理气13混合。然后，这种气体/液体混合物通过进料-排出物的热交换器3预热至反应器入口温度，并加入反应器4中。
反应器4包括三个整体催化剂床18、19和20，它们包括蜂窝状催化剂。来自循环压缩机12的第二部分处理气分层两部分。一部分15在第一催化剂床18和第二催化剂床19之间注入反应器中。第二部分处理气16在第二催化剂床19和第三催化剂床20之间注入反应器中，同时还注入来自液体循环泵8的液体循环17。液体循环17用于反应器温度控制。
针对该工艺结果的工艺变量和产物特性如下表5所述，这些均基于下表6中所述的催化剂床装置和工艺参数。在表5中还包括反应器操作数据，包括重质裂解汽油进料的液时空速、反应器入口温度、反应器入口压力、反应器入口处的气液比以及加入反应器中的气体原料的氢含量。这些操作条件下产物的一般工艺结果包括产物，即二烯、烯烃和苯乙烯的总量以及产物的密度和分子量。表6记录了图2中所示的三个催化剂床的相对体积，以及入口和出口处的气液比(G∶L)，以及三个床的温度。
表5.整体催化剂裂解汽油加氢处理工艺变量LHSV11.8h-1反应器入口温度70℃反应器入口压力36.7巴气体和油的比率(反应器入口，实际条件)0.84m3/m3处理气中氢气含量(在和重质裂解汽油混合以前)89.5摩尔％产物数据含量转化率二烯总量1.00重量％90.56％烯烃总量8.62重量％-18.01％苯乙烯总量0.27重量％86.10％密度a)833kg/m3分子量a)87.1kg/Kmol
a)在简单闪蒸至1巴和20℃之后
表6催化剂床段(图2)(18)(19)(20)相对催化剂体积30％20％50％G∶L入口0.840.901.03G∶L出口0.570.680.63入口温度70℃91℃102℃出口温度92℃112℃140℃
这种装置中使用的分段气/液注入方式使所述反应器在很均匀的轴向气/油(G∶L)曲线下操作。同时确保控制反应器温度，并为反应器提供足够的氢气。例如，可以通过液体循环速度(重质裂解汽油原料流速的19％)，将反应器的最大温度控制在不高于反应器入口温度以上70℃。
当实际气流/液流的体积比约为G∶L＝0.2-2，更好是0.5-1时，证实通过上述具体几何构型的整体催化剂床可以获得良好的转化效率。这明显低于喷淋床所获得的比率，喷淋床中G∶L通常大于4。此外，这些反应器用于在更高线性速度(比喷淋床反应器下速度的高)下操作，在催化剂床处没有压力降损失。这是由整体催化剂的笔直通道内的流阻低所导致的。喷淋床反应器需要将大量的氢气加入反应器中，以确保在所需质量转移速度下反应器的氢气供应，也需要过量的氢气来提高颗粒催化剂床的质量转移。
因此相比常规喷淋床反应器装置，本发明的装置具有两个重要的优点。第一，使用整体催化剂能提高质量转移(当在上述条件下操作时)，由此缓解喷淋床工艺中所需的高氢气分压。即由于输送氢气到催化剂表面的速度(限制工艺速度的变量)是质量转移系数和驱动力的乘积，因此，更高的质量转移系数可以使驱动力降低。
第二，所述工艺装置确保沿整个反应器长度提供合适的氢气供给，由此将所述气液比(有效氢气)保持在可控的范围内。这可以通过将系统的总体处理气需求分层至少两部分(流速合适)，并以常规(和液体进料一起加入)和沿反应器长度(在整体催化剂床之间)在一个或多个其它位置加入这两部分的处理气。
这些系统特性的实际好处从所述数据显而易见。首先，更好性能的整体催化反应器能使反应器在更高空速(例如，11.8h-1，和实施例3中所述用于喷淋床的1.8h-1比较)下操作，制得和相同液体原料所得产物相当的产物。因此，催化剂要求降低，并且安装新反应器所需的资金成本明显减小。或者，可以升级现有的加氢处理单元，来提高催化剂性能，由此提高单元容量，若需要的话，提高循环长度。
而且，由于可以更低的G∶L比在整体反应器中操作，需要循环的处理气的量会明显降低。因此，可以将循环气体压缩机的比能力需求降低，例如从喷淋床的每吨重质裂解汽油2.28kW降低至整体催化剂的每吨重质裂解汽油2.28kW，这样就可以使用更小的成本更低的气体压缩机。
至于另一优点就是，整体催化剂系统的氢气循环要求降低，使反应器入口处的氢气纯度提高，例如整体反应器的为89.5摩尔％，而喷淋床反应器的为85.5摩尔％。这仅仅是由于在大致相同的氢气消耗或补充气加入量的条件下所循环和使用的处理气的体积更小，此时以90摩尔％的氢气纯度加入补充气。
整体催化剂反应器的这些和其它优点是反应器的操作成本更低。下表7简要说明了用于直接比较喷淋床和整体催化反应器(如实施例3和4中所述的)在相当工艺容量下操作反应器的使用成本的数据。其次，使用整体催化剂反应器来进行加氢处理裂解汽油原料的优点(包括因所需催化剂体积降低所致反应器体积明显降低)显而易见。
表7.整体反应器和喷淋床反应器的操作应用应用喷淋床操作(对比) 整体操作 (本发明)差异整体-喷淋床补充氢气消耗512kg/h 498kg/h-16kg/h放气35kg/h 35kg/h0电量256kW 170kW-86kW冷却水175m3/h 174m3/h-1m3/h催化剂体积/反应器负载44m3 6.6m3-37.6m3
如上所述，使用多重整体催化剂床可以沿反应器的长度有效地将气体分段注入。这有助于更好地控制两相流动区域(气/液)，尤其是当气体中的主要组分被反应消耗掉，并且有助于控制催化剂床的放热温度升高。装有2-4个催化剂床的反应器为许多应用提供优良的性能，但是若需要的话可以使用更多数量的床。在以下实施例中说明了使用大量整体催化剂床的系统和工艺。
实施例5.其它整体催化剂反应器装置
评价基于实施例4所述相同类型工艺规划、进料条件和催化剂的反应器，但是此时的催化剂床排列和气体注入方案作稍微改变。在这种反应器中，具体为5个整体催化剂床，而不是实施例1中所述类型的3个整体催化剂床，并提供5个气体注入点。这种排列可以在很窄的范围内控制反应器中的气/油比。例如，容易将反应器中所有点处的气液体积比保持在0.5∶1以上。
在下表8中记录各整体催化剂床段的催化剂体积分数和操作参数。这种反应器装置的设计操作参数和设计转化率性能如表9所示。在这种具体反应器装置中，所述循环液体反应器温度控制置于第四和第五催化剂床之间，并调节至加入反应器的19％重质裂解汽油原料速度。
表8.六床反应器催化剂装置和操作催化剂床I II IIIIVVVI％催化剂体积15.3％ 15.3％ 12.2％7.6％23％26.6％G∶L入口0.72 0.72 0.700.740.820.97G∶L出口0.60 0.58 0.560.650.660.66入口温度70℃ 79℃ 91℃103℃102℃118℃进口温度80℃ 92℃ 104℃113℃119℃140℃
表9.六床反应器操作和性能工艺变量LHSV11.9h-1反应器入口温度70℃反应器入口压力36.7巴气体和油的比率(反应器入口，实际条件)0.84m3/m3处理气中氢气含量(在和重质裂解汽油混合以前)89.8摩尔％产物数据含量转化率二烯总量0.97重量％90.78％烯烃总量8.57重量％-17.16％苯乙烯总量0.26重量％86.56％
实施例6.第二种备选整体催化反应器装置
评价基于实施例4所述相同类型工艺规划、进料条件和催化剂的反应器，但是此时的催化剂床排列和气体注入方案作稍微改变。在这种反应器中，具体为实施例1中所述类型的2个整体催化剂床，并仅提供1个气体注入点。虽然这种排列不如上述装置那样控制反应器中的气/油比，但是控制仍旧足够，并且可以获得比颗粒床反应器更好的性能优势。
在下表10中记录两个整体催化剂床段的催化剂体积分数和操作参数。这种反应器装置的设计操作参数和设计转化率性能如表11所示。所述两个整体催化剂床之间的反应器温度控制的循环液体再次调节至加入反应器的19％重质裂解汽油原料速度。
表10.两床反应器催化剂装置和操作催化剂床I II％催化剂体积47％ 53％G∶L入口0.87 0.98G∶L出口0.34 0.61入口温度70℃ 100℃进口温度111℃ 141℃
表9.两床反应器操作和性能工艺变量LHSV11.8h-1反应器入口温度70℃反应器入口压力36.7巴气体和油的比率(反应器入口，实际条件)0.84m3/m3处理气中氢气含量(在和重质裂解汽油混合以前)89.4摩尔％产物数据含量转化率二烯总量1.00重量％90.49％烯烃总量8.60重量％-17.80％苯乙烯总量0.265重量％86.14％
各种其它裂解汽油加氢处理用单独催化剂反应器装置均在本发明的范围内。图3a和3b显示了两个其它装置的例子。这些反应器分别包含三个催化剂床18a、19a和20a，在注入点15a和16a处级间注入加氢处理气，将反应器中的氢气保持足够高的转化率。但是，在这些装置中，将催化剂床分层两个反应槽4a和4a’，例如，在通过系统升级转化成整体催化剂系统过程中配合现有的反应器系统。
图3a中所示的系统是在反应器4a中以同流上升模式操作的系统，即气相1和液相13均通过反应槽向上流动。图3b所示的系统是同流下降系统，其中，所述催化剂床被分离。在所述实施方式中，若要求在这种系统中保留这种床，可以使用催化剂颗粒床来代替一个或两个整体催化剂床。
当然，本发明的上述材料、部件、说明和实施方式仅用于说明本发明范围内可能的变量，如附带权利要求书所述。