用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统的制作方法

本发明涉及用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统，在煤加氢直接液化反应过程，操作温度较低的浅度煤液化反应过程采用强制循环热壁反应器以充分利用现有热壁反应器制造技术的优点实现设备大型化、提高反应空间液相分率，操作温度较高的深度煤液化反应过程采用鼓泡床冷壁反应器以合理提高深度热裂化过程反应温度、提高煤的液化率；当后部鼓泡床冷壁反应器产物返回相邻上游强制循环热壁反应器时组成耦合并联反应系统时，构成了理想化的液料循环式高温操作的鼓泡床冷壁反应器，利于抑制鼓泡床冷壁反应器产物超温导致的后续流程温度增长幅度，可共用循环泵，2台或多台并联式鼓泡床冷壁反应器可形成不停车在线切换操作模式以延长操作周期。
背景技术：
：关于煤加氢直接液化反应器的结构形式，典型的煤加氢直接液化反应系统的技术，有全部使用鼓泡床冷壁反应器的煤液化反应系统，如德国的ig工艺、德国的igor+工艺、日本的nedol工艺、日本的nedol的改进bcl法；有全部使用强制循环热壁反应器的煤液化反应系统，如美国hri烃研究公司的h-coal法和ctsl两级液化法、美国hti公司的两级液化法；有使用逆流反应器的德国的pyrosol工艺，在现有的煤加氢直接液化反应系统的技术类别中，尚无用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的组合煤液化反应系统。煤加氢直接液化反应过程使用的强制循环热壁反应器，使用液体收集杯、收集液导流管、液料循环泵，其工艺优点之一是能够实现液料产物强制循环，可以把反应热带给原料料浆，从而实现直接利用反应热，并可大幅度降低煤浆预热温度；其工艺优点之二是能够提高反应器内的液体比率，提高反应器液相反应效率；其工艺优点之三是循环液料推动力大，利于防止热缩合固体沉积积累；其工艺优点之四是基于液料循环，能够控制整个主反应区的温升在很小范围，利于平稳操作和温度控制；其工艺缺点之一是，基于液料循环，密度大的液相组分和密度小的液相组分具有近视等同的时间分布规律，同时部分原料以单程通过方式，仅经过较短时间的一次反应即排出了反应器，成为低转化率产物料浆，降低了煤液化率。煤加氢直接液化反应过程使用的强制循环热壁反应器，其设备结构优点是，可以充分利用现有热壁反应器制造技术的优点实现设备大型化；其设备结构缺点是，需要使用顶部集液杯、收集液导管系统以及设备支撑件，因此，难以采用冷壁结构，由于现有加氢反应器钢材机械性能的适用温度范围的限制，即使是最优良的加钒钢制作的强制循环热壁反应器的设计温度，通常也严格限制在482℃以下，这样其操作温度也必然严格限制在465～467℃以下；由于煤加氢直接液化反应过程的反应速度、极限液化率受到反应温度的强烈影响，而如果煤加氢直接液化反应温度在465～475℃范围内操作则可以大幅度提高热裂化反应速度、缩短反应时间、有效提高煤液化率比如提高2～3％(对原料煤)，这对后部液化产物分馏系统而言，影响是巨大的，因为煤液化残渣通常由50％的固体和50％的液体组成，煤液化率提高2～3％意味着煤液化蒸馏油收率可望提高4～6％，同时残渣数量将由常规的约30％降低到24～26％，降低幅度约13～20％，效果是惊人的。这说明，强制循环热壁反应器适合于操作温度较低的浅度煤液化反应过程，但是不是操作温度较高的深度煤液化反应过程的优选。煤加氢直接液化反应过程使用的鼓泡床冷壁反应器，其缺点之一是不能独立地实现气液产物分离，进而不能简单地实现液料产物强制循环，因此不能把反应热带给原料料浆，无法直接利用反应热，因此要求煤浆预热到较高的温度如430～460℃温度，煤浆加热炉易于结焦；其缺点之二是为了保持气液均匀分布，需要相当数量的伴随氢气充当搅拌动力介质，这样反应空间气含率上升、液含率降低，因此反应空间液相反应效率低；其缺点之三是推动料浆上行的动力相当部分由氢气提供，而气相密度低，易于导致热缩合颗粒沉积长大，因此需要定期排固体操作；其工艺缺点之四是整个主反应区的温升范围很大，为了控制温度需要多路注入冷氢气或冷油利于平稳操作和温度控制，结构导致气含率进一步上升或导致冷却油过度热裂化；其工艺优点之一是，鼓泡床反应器在器内形成了一定的内回流，通常密度较大的组分的停留时间长于密度较小的组分，也就是说，重组分的停留时间更长，与强制循环反应器相比，原料的单程通过时间要长得多，即排出反应器的产物中低转化率产物料浆比率很低。煤加氢直接液化反应过程使用的鼓泡床冷壁反应器，其设备结构优点是，对于中小型鼓泡床冷壁反应器，设备制造技术成熟，其操作温度不受承压钢材的限制，反应器可以安全的在465～480℃的温度范围内操作，从而可以大幅度提高热裂化反应速度、有效提高煤液化率比如提高2～3％，这对后部液化产物分馏系统而言，意味着煤液化蒸馏油收率可望提高4～6％，同时残渣数量将由常规的约30％降低到24～26％，降低幅度约13～20％，效果是惊人的；然而其设备结构缺点是，冷壁结构存在内衬损坏、脱落的风险，一旦损坏则检修工作量大，不易在大型化反应器中实施，或者说大型化反应器一旦需要检修，其对生产造成的影响太大而难以承受；这说明，鼓泡床冷壁反应器不是操作温度较低的浅度煤液化反应过程的优选，而是操作温度较高的深度煤液化反应过程的潜在优选项，但是其操作方式需要改进。本发明的构想是：用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统，在煤加氢直接液化反应过程，操作温度较低的浅度煤液化反应过程采用强制循环热壁反应器以充分利用现有热壁反应器制造技术的优点实现设备大型化、提高反应空间液相分率，操作温度较高的深度煤液化反应过程采用鼓泡床冷壁反应器以合理提高深度热裂化过程反应温度、提高煤的液化率；当后部鼓泡床冷壁反应器产物返回相邻上游强制循环热壁反应器时组成耦合并联反应系统时，构成了理想化的液料循环式高温操作的鼓泡床冷壁反应器，利于抑制鼓泡床冷壁反应器产物超温导致的后续流程温度增长幅度，可共用循环泵，2台或多台并联式鼓泡床冷壁反应器可形成不停车在线切换操作模式以延长操作周期。当然，可以将煤加氢直接液化反应过程ru(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入煤加氢直接液化反应过程ru二次循环使用，可以用作配煤浆用溶剂油，可以进行循环热裂化。比如，可以将煤加氢直接液化反应过程ru的生成油中的柴油(常规沸点介于260～330℃的馏分油)和或蜡油(常规沸点介于330～530℃的馏分油)返回煤加氢直接液化反应过程ru循环裂化，以多产石脑油。当然，可以将煤加氢直接液化反应过程ru(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入加氢稳定反应过程mr生产供氢溶剂，然后引入煤加氢直接液化反应过程ru循环使用。本发明，用于煤油共炼过程时，可用非煤衍生油配制煤浆从而进入煤加氢直接液化反应过程ru的起始步骤同步反应，也可加入到煤加氢直接液化反应过程ru的中间反应步骤进行后半程联合反应。与本发明类似的技术方案未见报道。本发明的目的在于提出用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统，适用于煤加氢直接液化反应过程或煤油共炼过程。技术实现要素：本发明用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统，其特征在于：在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，煤料进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为煤加氢直接液化反应产物rup，回收反应产物rup；在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化反应器包括液相产物强制循环的热壁反应器jre和鼓泡床冷壁反应器kre；液相产物强制循环的热壁反应器jre排出的含固体、含液料的物流进入至少1台鼓泡床冷壁反应器kre中进行深度煤加氢直接液化反应；所述强制循环的热壁反应器jre，指的是在反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl；反应器jre的顶部壳体与液体收集杯jre-dl，共同组成反应器jre内的顶部气液分离脱液空间jre-dl-s；反应器jre自产的物料进入顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl，完成至少部分脱液后得到液体收集杯jre-dl排出的收集液液体jre-dl-l和其它产物；至少一部分收集液jre-dl-l经液料循环泵jre-pump加压后向热壁反应器jre提供循环液料；所述强制循环的热壁反应器jre，其操作方式，选自下列中的1种：①悬浮床反应器；②沸腾床反应器；③悬浮床与沸腾床组合反应器；所述鼓泡床冷壁反应器kre，指的是反应器kre内部不设置液体强制循环设施的内壁设置隔热衬里的悬浮床煤加氢直接液化反应器。本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，鼓泡床冷壁反应器kre的平均反应温度高于上游相邻强制循环的热壁反应器jre的平均反应温度，一般高出5～55℃、较佳者高出10～25℃。本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的含气液物料，串联进入鼓泡床冷壁反应器中进行深度煤加氢直接液化反应。本发明，一般，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少1台鼓泡床冷壁反应器中进行深度煤加氢直接液化反应；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统。本发明，用于大规模加工装置时，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少2台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre中进行深度煤加氢直接液化反应；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；通常，至少一部分收集液jre-dl-l，经液料循环泵加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向鼓泡床冷壁反应器xkre中的至少1台鼓泡床冷壁反应器提供循环液料。一般，至少一部分收集液jre-dl-l，经共用的液料循环泵jre-pump加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向鼓泡床冷壁反应器xkre中的至少1台鼓泡床冷壁反应器提供循环液料；最好，至少一部分收集液jre-dl-l，经共用的1台液料循环泵jre-pump加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向全部泡床冷壁反应器xkre提供循环液料。本发明，为了延长操作周期，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少2台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre中进行深度煤加氢直接液化反应；通常，2台或多台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre，其操作方式是一些反应器处于正产生产状态，一些反应器处于备用状态，即设置备用反应器。一般，2台或多台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre，其操作方式是1台反应器处于备用状态，其余反应器处于正产生产状态；第1种在线切换备用反应器的操作方案是，先进行备用反应器的切入操作后进行待下线反应器的切出操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产，然后将待切出鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统。第2种在线切换备用反应器的操作方案是，先进行待下线反应器的切出操作后进行备用反应器的切入操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，先将鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统，然后将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产。第3种在线切换备用反应器的操作方案是，同时进行待下线反应器的切出操作和备用反应器的切入操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产，在相同的时间段内，将待切出鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；至少一部分收集液jre-dl-l，经液料循环泵加压后，向热壁反应器jre供循环液料，向泡床冷壁反应器xkre提供循环液料。本发明，通常，强制循环的热壁反应器jre加工的含固液料，可以选自下列中的1种或几种：①油煤浆或煤液化中间产物液料，在煤加氢直接液化反应过程ru进行煤加氢直接液化反应；②基于煤加氢直接液化反应过程的中间产物的分离过程所得含固液料；③基于煤加氢直接液化反应过程产生的其它含固液料。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆可以先经过前部煤加氢直接液化反应过程后得到前部前部煤加氢直接液化反应产物，基于前部煤加氢直接液化反应产物的含固体、含液体物料进入热壁反应器jre进行后续煤加氢直接液化反应。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，热壁反应器jre或和鼓泡床冷壁反应器kre排出的含固体、含液体物料，可以进入后部前部煤加氢直接液化反应过程进行后部煤加氢直接液化反应。本发明，煤加氢直接液化反应系统ru，可以还包含煤加氢直接液化反应过程的前置加氢反应过程，煤加氢直接液化反应系统ru的流程方式，选自下列中的1种或几种：①煤加氢直接液化反应系统ru，设置预加氢反应过程opr；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；②煤加氢直接液化反应系统ru，包含1个预加氢反应段opre；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料；③煤加氢直接液化反应系统ru，设置初加氢反应过程pre、预加氢反应过程opre；在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，至少一部分初加氢反应产物pre-rp进入后续预加氢反应器opre中；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；④煤加氢直接液化反应系统ru，设置初加氢反应过程pre、预加氢反应过程opre；在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，至少一部分初加氢反应产物pre-rp进入后续预加氢反应器opre中；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料；⑤在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，基于初加氢反应产物pre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物plpx，至少一部分液料产物plpx作为反应器下进料进入后续预加氢反应器opre中；液料产物plpx，为来自初加氢反应器pre的液体收集杯排出的液料；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；⑥在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，基于初加氢反应产物pre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物plpx，至少一部分液料产物plpx作为反应器下进料进入后续预加氢反应器opre中；液料产物plpx，为来自初加氢反应器pre的液体收集杯排出的液料；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，来自预初反应段pr的液料产物plpx进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料。本发明，煤加氢直接液化反应系统ru，在加工煤浆原料的同时，加可以工非煤基重油；通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，非煤基重油的加氢反应停留时间短于煤加氢直接液化反应停留时间。通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～98％。通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，在加工煤浆原料的同时，加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～2500nm3/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。本发明，在煤加氢直接液化反应系统ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，在煤加氢直接液化反应系统ru，煤加氢直接液化催化剂，可以是纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，以全部进料计算，供氢溶剂ds的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。本发明，一般，在煤加氢直接液化反应系统ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，选自下列物料中的1种或几种：①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；在反应器jre内部的顶部壳体内侧，布置防止来自鼓泡床冷壁反应器xkre的高温物料飞溅到反应器jre内部器壁的防冲击护板gb；防冲击护板gb通过支撑件db与反应器jre的器壁连接；在防冲击护板gb于反应器jre的器壁之间形成的开放式夹层空间xdd而不是独立封闭空间，而是与反应器jre的主体空间保持着气相物料或气液相物料的联通或往来流动，夹层空间xdd的压力与反应器1are的主体空间基本相同，夹层空间xdd的温度与反应器1are的主体反应空间温度基本相同；防冲击护板gb的遮盖范围，包括反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl所包含的壳壁表面。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；在热壁反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl和收集液导流管，在收集杯jre-dl内壁的至少一部分区域可以设置隔热衬里层，在收集液导流管内壁的至少一部分区域可以设置隔热衬里层。本发明，通常，在热壁反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl和收集液导流管，在热壁反应器jre内的液体收集杯jre-dl之上增加的混合杯1amv，混合杯mdl与集液杯jre-dl为一体化容器；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料在混合杯1amv中混合后，在集液杯jre-dl液面以上的空间中完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物。附图说明以下结合附图详细描述本发明，附图是为了描述本发明而绘制的，但是它不能限定本发明的
发明内容和应用范围。图1是本发明的第1种典型流程的示意图，也是本发明的基本型流程。图1是2台串联的典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器系统，属于设置强制液体产物循环系统的悬浮床热壁加氢反应器1are系统和鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器1bre系统，可用于中小规模煤加氢直接液化反应系统。如图1所示，在反应器1are系统中，经管道151输送的油煤浆和氢气的混合物1af1，与经管道159输送的循环液相1arl1(可能含有气相)混合为混合料1atf，经管道152输送进入反应器1are的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1atfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1as的整个水平进料截面上；1atfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1as，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1ask，每个分配单元1ask设置分配盘1as下部进料管(图中未示出)和分配盘1as上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1as下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1as下部进料管穿过分配盘1as后进入分配盘1as上部泡罩中，然后经过分配盘1as上部泡罩与分配盘1as下部进料管的穿过分配盘1as的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器1are主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应，转化为反应器1are的顶部产物1arp。如图1所示，顶部产物1arp通过反应器1are上部内壁与液体收集杯1av外壁之间的环形间隙后，进入反应器1are上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1av组成的部分脱液空间。如图1所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1av中，并在收集杯1av内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中，加压后的循环液相1arl1经过管道159输送，然后与混合物1af1混合为混合料1atf，经管道152输送进入反应器1are中循环加工。如图1所示，顶部产物1arp分离为循环液相1arl和净产物1artp，净产物1artp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1are顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1av液面之下的产物导流管157上行排出反应器1are，进入下游反应器1bre中。如图1所示，反应器1bre的操作方式不同于反应器1are的操作方式，是鼓泡床悬浮床冷壁加氢反应器。在反应器1bre系统中，来自反应器1are的净产物1artp，与可能存在的其它物料混合后，作为物料1btf经管道162输送进入反应器1bre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1btfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到反应空间的整个水平进料截面上，在反应器1bre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1bre的顶部产物1brtp，通常经管道167输出的顶部产物1brtp与经管道181输送的冷却物料cf1如冷氢气或和冷油混合后作为混合物pp经管道191输送。如图1所示，反应器1bre为冷壁反应器1bre，其底部进料口喷出的物料，经过锥形扩大段分布到反应空间的水平横截面上，扩大段锥形结构利于防止出现流动死区。如图1所示，反应器1bre为冷壁反应器1bre，其顶部产物经过锥形收集段，将来自反应器的水平横截面上的物料收集到产物排出口，收集段锥形结构利于防止出现流动死区。如图1所示，反应器1bre为冷壁反应器1bre，除隔热衬里外没有生根在反应器壳体上的其它内构件如分配器、分配盘、收集杯、导液管等，其结构属于常规的空筒反应器，便于隔热衬里的布置、施工和检修。图2是本发明的第2种典型流程的示意图，也是本发明的一种常用流程。图2是2台并联耦合的典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器系统，属于设置强制液体产物循环系统的悬浮床加氢热壁反应器1are系统和鼓泡床悬浮床冷壁加氢反应器1bre系统，可用于中小规模煤加氢直接液化反应系统。如图2所示，在反应器1are系统中，经管道151输送的油煤浆和氢气的混合物1af1，与经管道159输送的循环液相1arl1(可能含有气相，含有来自1are的液相产物和1bre的液相产物)混合为混合料1atf，经管道152输送进入反应器1are的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1atfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1as的整个水平进料截面上；来自分配盘1as下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1as后向上流动，在反应器1are主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1are的顶部产物1arp。如图2所示，顶部产物1arp通过反应器1are上部内壁与液体收集杯1av外壁之间的环形间隙后，进入反应器1are上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1av组成的部分脱液空间，与图1所示常规流程的不同之处在于，与来自反应器1bre的产物1brtp混合后进行部分脱液。如图2所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1av中，并在收集杯1av内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中，加压后的第一循环液相1arl1经过管道159输送，然后与混合物1af1混合为混合料1atf，经管道152输送进入反应器1are中循环加工。如图2所示，顶部产物1arp分离为循环液相1arl和净产物1artp，净产物1artp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1are顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1av液面之下的产物导流管157上行排出反应器1are进入下游加工流程中。如图2所示，在反应器1bre系统中，经管道160输送的氢气1bh1，与经管道169输送的循环液相1brl1(可能含有气相，含有来自1are的液相产物和1bre的液相产物)混合为混合料1btf，经管道162输送进入反应器1bre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1btfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到反应空间的整个水平进料截面，在反应器1bre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1bre的顶部产物1brtp。如图2所示，与图1所示常规流程的不同之处在于，顶部产物1brtp与冷物流混合后作为预冷物料1bpm经管道168进入反应器1are，为了防止冷却物料突然全部中断带来温度的剧烈波动，通常设置2路冷却物料，一路是经管道181输送的冷却物料cf1，一路是经管道182输送的冷却物料cf2。如图2所示，与图1所示常规流程的不同之处在于，预冷料1bpm经管道168进入反应器1are上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1av组成的部分脱液空间，与来自反应器1are内的产物1arp混合后进行部分脱液，混合的方式不受限制，只要是有效的方式均可；预冷物料1bpm进入反应器1are内部的位置，通常不受限制，但是一般直接进入顶部气液分离空间，可以进入收集杯中或混合杯中；预冷物料1bpm进入反应器1are内部的初始喷出口，通常是预冷物料1bpm的物料分布器开口；预冷物料1bpm的物料分布器，可以是任意有效的结构形式，可以是开孔或开槽的分布管或环型分布管或树枝状分布管。如图2所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1av中，并在收集杯1av内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中，加压后的第二循环液相1brl1经过管道169输送，然后与氢气1bh1混合为混合料1btf，经管道162输送进入反应器1bre中循环加工。图2所示本发明的第2种典型流程的示意图，是2台典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器组成的并联耦合反应系统，反应器1are、反应器1bre的产物在反应器1are内部(顶部)混合，共用反应器1are顶部集液杯1av，使用1台循环泵即可完成2台反应器的液相产物循环，而不是如图1所示的那样，反应器1bre无法实现强制液体循环，或者需要在反应器1bre之外设置独立的气液分离系统和循环泵系统才能实现液料循环；并且图2中反应器1bre的内部结构，与图1中反应器1bre的内部结构同样简单，不需要使用集液杯和导液管；2台反应器内的循环液料是来自1are的液相产物和1bre的液相产物的混合料，如此，2台反应器构成了耦合式煤加氢直接液化反应系统。如图2所示本发明的第2种典型流程，对于煤加氢直接液化装置，其优点在于：①并联耦合反应器系统，使用1套液相产物循环系统相比(包括集液杯、导液管、循环泵)实现了2台反应器的强制循环操作，简化了反应系统，因此具有经济性；②耦合反应系统，反应器1are操作温度抗温度波动能力强，通常可确保反应器1are的操作温度低于470℃，这样可以使用热壁反应器；同时，将液体收集杯、收集液导管布置在反应器1bre，这些内件的支撑件便于在设备壳体上生根支撑；③在保证反应器1bre内部结构简单的前提下，实现了强制液体循环，增强了反应器1bre工艺参数如温度、流量的调节灵活性；反应器1bre内部结构简单，便于采用冷壁反应器结构，可以在宽范围内如430～490℃的提高操作温度，为采用高温快速加氢热裂化反应，提高煤的液化率，提供了设备载体条件。如图2所示，为了防止高温物料1bpm飞溅接触反应器1are的器壁导致其超温，在高温物料1bpm可能飞溅接触到的反应器1are的器壁范围，设置了防冲击护板gb，防冲击护板gb通过支撑件db与反应器1are的器壁连接；在防冲击护板gb于反应器1are的器壁之间形成开放式夹层空间xdd而不是独立封闭空间，而是与反应器1are的主体空间保持着气相物料或气液相物料的联通或往来流动，也就是说，夹层空间xdd的压力与反应器1are的主体空间基本相同，夹层空间xdd的温度与反应器1are的主体反应空间温度基本相同。如图2所示，预冷料1bpm经管道168进入反应器1are内的集液杯中，进行混合和气液分离，集液杯1av的外壁，对反应器1are内形成了防护，可拦截预冷料1bpm飞溅，防止其溅落接触反应器1are的器壁。图3是本发明的第3种典型流程的示意图。如图3所示，与图2所示流程的不同之处仅在于，预冷料1bpm经管道168进入反应器1are内的位于集液杯之上的空间中而不是进入集液杯内部，预冷物料1bpm进入反应器1are内部的初始喷出口，通常是预冷物料1bpm的物料分布器开口；预冷物料1bpm的物料分布器，可以是任意有效的结构形式，可以是开孔或开槽的分布管或环型分布管或树枝状分布管。该结构允许预冷料1bpm飞溅接触反应器1are的防冲击护板gb，使得集液杯内部结构简单化。图4是本发明的第4种典型流程的示意图。如图4所示，与图2所示流程的不同之处仅在于，反应器1are内设置的防冲击护板gb的范围变小，没有对反应器球形封头中心区域设置防冲击护板gb，简化了防冲击护板gb结构，便于施工。图5是本发明的第5种典型流程的示意图。如图5所示，与图2所示流程的不同之处仅在于，预冷料1bpm经管道168进入反应器1are内的位于集液杯之上的增加的混合杯1amv的空间中；混合杯1amv与集液杯1av为一体化容器。如图5所示，预冷料1bpm经管道168进入反应器1are上部的由反应器顶部器壁和混合杯1amv、液体收集杯1av组成的部分脱液空间，与来自反应器1are内的产物1arp混合后进行部分脱液，混合的方式不受限制，只要是有效的方式均可；预冷物料1bpm进入反应器1are内部的位置，通常不受限制，但是一般直接进入顶部气液分离空间，可以进入混合杯1amv中或收集杯中；预冷物料1bpm进入反应器1are内部的初始喷出口，通常是预冷物料1bpm的物料分布器开口；预冷物料1bpm的物料分布器，可以是任意有效的结构形式，可以是开孔或开槽的分布管或环型分布管或树枝状分布管。如图5所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1av中，并在收集杯1av内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中，加压后的第二循环液相1brl1经过管道169输送，然后与氢气1bh1混合为混合料1btf，经管道162输送进入反应器1bre中循环加工。如图5所示，混合杯1amv实质上是反应器1are内部的一个防冲洗筒，强化了反应器1are器壁的防高温物料冲击接触效果。图6是本发明的第6种典型流程的示意图。如图6所示，与图5所示流程的不同之处仅在于，在反应器1are的上游增加了一台悬浮床反应器opre组成的预加氢反应段，进行浅度煤加氢直接液化反应得到浅度煤加氢直接液化反应产物，预加氢反应段净产物oprtp，全部作为下进料进入反应器1are或和1bre中。如图6所示，在反应器opre系统中，经管道051输送的油煤浆和氢气的混合物opf1，与经管道059输送的循环液相oprl1(可能含有气相)混合为混合料optf，经管道052输送进入反应器opre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器optfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ops的整个水平进料截面上；来自分配盘ops下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ops后向上流动，在反应器opre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器opre的顶部产物oprp。如图6所示，顶部产物oprp通过反应器opre上部内壁与液体收集杯opv外壁之间的环形间隙后，进入反应器opre上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯opv组成的部分脱液空间；顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯opv中，并在收集杯opv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相oprl进入收集杯opv底部的导管opvp中向下流动排出反应器，经过管道058进入循环加压泵oppump中，加压后的循环液相oprl1经过管道059输送，然后与混合物opf1混合为混合料optf，经管道052输送进入反应器opre中循环加工。如图6所示，顶部产物oprp分离为循环液相oprl和净产物oprtp，净产物oprtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器opre顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯opv液面之下的产物导流管057上行排出反应器opre，全部作为下进料进入反应器1are或和1bre中。图7是本发明的第7种典型流程的示意图。如图7所示，与图6所示的流程的不同之处在于，预加氢反应器opre的液相产物oplpa进入反应器1are的底部进料1atf中，预加氢反应器opre的顶部气液产物oprtp不经过反应器1are的主体反应空间，而是直接进入反应器1are的顶部空间进行混合分离。如图7所示，与图6所示流程的不同之处在于，反应器opre收集液经过管道058进入循环加压泵oppump中，加压后的循环液相oprl1经过管道059输送返回opre，另外增加了加压后的液相产物oplpa经过管道063输送进入1are中，或者另外增加了加压后的液相产物oplpb经过管道066输送进入1bre中。图8是本发明的第8种典型流程的示意图。如图8所示，与图7所示流程的不同之处仅在于，在预加氢反应器opre的上游增加了一台悬浮床反应器pre组成的初加氢反应段，进行初期煤加氢直接液化反应得到初期煤加氢直接液化反应产物，初加氢反应段净产物prtp，全部作为下进料进入预加氢反应器opre中。如图8所示，在反应器pre系统中，经管道51输送的油煤浆和氢气的混合物pf1，与经管道59输送的循环液相prl1(可能含有气相)混合为混合料ptf，经管道52输送进入反应器pre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器ptfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ps的整个水平进料截面上；来自分配盘ps下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ps后向上流动，在反应器pre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器pre的顶部产物prp。如图8所示，顶部产物prp通过反应器pre上部内壁与液体收集杯pv外壁之间的环形间隙后，进入反应器pre上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯pv组成的部分脱液空间；顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯pv中，并在收集杯pv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相prl进入收集杯pv底部的导管pvp中向下流动排出反应器，经过管道58进入循环加压泵ppump中，加压后的循环液相prl1经过管道59输送，然后与混合物pf1混合为混合料ptf，经管道52输送进入反应器pre中循环加工。如图8所示，顶部产物prp分离为循环液相prl和净产物prtp，净产物prtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器pre顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯pv液面之下的产物导流管57上行排出反应器pre，全部作为下进料进入反应器opre中。图9是本发明的第9种典型流程的示意图。如图9所示，与图8所示的流程的不同之处在于，初加氢反应器pre的液相产物plpa进入预加氢反应器opre的底部进料optf中，初加氢反应器pre的顶部气液产物prtp不经过预反应器opre的主体反应空间，而是直接进入预反应器opre的顶部空间进行混合分离。如图9所示，与图8所示流程的不同之处在于，初加氢反应器pre收集液经过管道58进入循环加压泵ppump中，加压后的循环液相prl1经过管道59输送返回pre，另外增加了加压后的液相产物plpa经过管道63输送进入初加氢反应器pre。图10是本发明的第10种典型流程的示意图。如图10所示，与图1所示流程的不同之处仅在于，将1台鼓泡床悬浮床加氢反应器1bre置换为3台并联的鼓泡床悬浮床加氢反应器11bre、12bre、13bre。如图10所示，脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中；加压后的第二循环液相1brl1经过管道169输送，然后分为三路，第一路11brl1经管道1169输送然后与将管道1160输送的氢气11bh1混合为混合料11btf进入反应器11bre的底部，第二路12brl1经管道1269输送然后与将管道1260输送氢气12bh1混合为混合料12btf进入反应器12bre的底部，第三路13brl1经管道1369输送然后与将管道1360输送的氢气13bh1混合为混合料13btf进入反应器13bre的底部。如图10所示，反应器11bre、反应器12bre、反应器13bre的底部进料，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到反应空间的整个水平进料截面上，在反应器主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器的顶部产物11brtp、12brtp、13brtp，通常经管道1167、管道1267、管道1367输送并汇合后经集合管190输送，与经管道181、182输送的冷却物料cf1、cf2(如冷氢气或和冷油)混合后作为混合物pp经管道191输送。如图10所示流程，适合于大型化装置，其优点在于：①由于冷壁反应器存在衬里局部失效或脱落造成设备超温的风险，一方面大型化制造难度大，另一方面一旦停工对生产造成影响难以承受的经济损失，因此，必须采用2路或多路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器，以降低风险，提高安全性；②2路或多路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器，可以形成设置备用反应器的方案，当某一台操作中的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器失效时，将其切除反应系统，将备用反应器切入生产系统继续生产，从而确保全装置的生产负荷率；备用反应器切入生产系统并正常生产过程的操作方式，可以是装置停车后的切换方式，也可以是不停车在线切换方式，需要配置相关高压管路及置换介质输入和人排放、回收系统；③多路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器，可以形成设置备用反应器的方案，这样备用反应器产能仅为正常满负荷产能的几分之一，比如为1/2～1/4，从而可以降低备用反应器系统的投资。图11是本发明的第11种典型流程的示意图。如图11所示，与图5所示流程的不同之处仅在于，将1台鼓泡床悬浮床加氢反应器1bre置换为3台并联的鼓泡床悬浮床加氢反应器11bre、12bre、13bre。该流程适合于大型化装置，其优点类似于图6所述流程。如图11所示，反应器1are内的脱出气泡的循环液相1arl进入收集杯1av底部的导管1avp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1apump中；加压后的第二循环液相1brl1经过管道169输送，然后分为三路，第一路11brl1经管道1169输送然后与将管道1160输送的氢气11bh1混合为混合料11btf进入反应器11bre的底部，第二路12brl1经管道1269输送然后与将管道1260输送氢气12bh1混合为混合料12btf进入反应器12bre的底部，第三路13brl1经管道1369输送然后与将管道1360输送的氢气13bh1混合为混合料13btf进入反应器13bre的底部。如图11所示，反应器11bre、反应器12bre、反应器13bre的底部进料，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到反应空间的整个水平进料截面上，在反应器主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器的顶部产物11brtp、12brtp、13brtp，通常经管道1167、管道1267、管道1367输送并汇合后经集合管190输送，与经管道181、182输送的冷却物料cf1、cf2(如冷氢气或和冷油)混合后作为混合物1bpm经管道168输送。图12是本发明的第12种典型流程的示意图。如图12所示，与图11所示流程的不同之处仅在于，3路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器，按照2台运转1台备用的操作方式配置，每台反应器产能仅为正常满负荷产能的1/2。如图12所示流程，正常生产时3路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器，按照2台运转1台备用方式运转；当某一台操作中的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器需要下线检修时，第一种方式是，将其先从反应系统中隔断，然后投入备用状态的反应器，这种生产方式对生产装置的负荷率影响较大，通常要求装置先降低原料煤加工量(待检修反应器切出过程)、然后提高原料煤加工量(备用反应器切入过程)，对反应系统以外的系统影响较大；当某一台操作中的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器需要检修时，第二种方式是，可以先将备用状态的反应器接入系统、然后投入生产并逐步提高操作负荷，同时对待检修反应器逐步降低操作负荷、然后切出反应系统，这样对生产装置的负荷率影响较小，对反应系统以外的系统影响较小，但是操作相对复杂；也可能存在其他操作方式，但是大体属于上述2种操作方式的变种。如图12所示流程，由于3路并联的鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器没有内构件，实质上更像一个空筒容器，因此，相对于设置催化剂固定床的固定床加氢反应器，相对于设置集液杯、导液管、分布器、颗粒催化剂床层的沸腾床加氢反应器，相对于设置集液杯、导液管、分布器的悬浮床加氢反应器，空筒加氢反应器的在线切换操作步骤相对简单就成为自然而然的事情，当然，这也是本发明易于工业化实施的基本前提，它保证了本发明的实用性。另一方面，这类高温高压临氢系统使用的阀门，已经在百万吨/年级煤加氢直接液化工业化装置得到长期成功工业应用，为本技术提供了一项技术保证。如图12所示流程，从反应系统中切出反应器13bre或者将反应器13bre接入反应系统中，需要配套使用一些设备或流程，当然任意一种满足需要的配套设备或流程均是有效的，其方式多种多样，图12示出了一种有效的流程方式。如图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，其底部进料管道1362上设置4个具有切断功能的阀门(通常为球阀或带冲洗油路附件的球阀)13gv11、13gv12、13gv13、13gv14和一个8字盲板13ep11，反应器接收来自反应器1are的液料时，上述阀门和8字盲板处于全开状态；反应器中断来自反应器1are的液料时而与开停工系统连通时，上述阀门和8字盲板处于全关闭状态。反应系统的可拆卸连接，通常选择自紧法兰如graylock形式法兰。如图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，其底部进料管道13633上设置4个具有切断功能的阀门(通常为球阀或带冲洗油路附件的球阀)13gv21、13gv22、13gv23、13gv24和一个8字盲板13ep21，反应器13bre接收来自反应器1are的液料时，上述阀门和8字盲板处于全关闭状态；反应器13bre中断来自反应器1are的液料时而与开停工系统连通时，上述阀门和8字盲板处于全开通状态。如图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，其顶部排料管道1367上设置4个具有切断功能的阀门(通常为球阀或带冲洗油路附件的球阀)13gv31、13gv32、13gv33、13gv34和一个8字盲板13ep31，反应器13bre排放产物去反应器1are时，上述阀门和8字盲板处于全开状态；反应器13bre中断去反应器1are的排料时而与开停工系统连通时，上述阀门和8字盲板处于全关闭状态。如图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，其上部排料管道13671上设置4个具有切断功能的阀门(通常为球阀或带冲洗油路附件的球阀)13gv41、13gv42、13gv43、13gv44和一个8字盲板13ep41，管道13671上还设置1台压力表13pg01，用于观察反应器内介质的压力变化，当然该压力值通常引入dcs系统；正常生产时，反应器13bre排放产物去反应器1are时，上述阀门和8字盲板处于全关闭状态；反应器13bre与开停工系统的罐13v01连通时，上述阀门和8字盲板处于全开通状态。如图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，其上部排料通过管道13671、管道13673进入罐13v01中；充压气物料13fg经管道13677进入罐13v01中；来自反应器13bre底部的液体排料经管道13622、13633、13635、13636进入罐13v01中；罐13v01的底部液料经管道13678、阀门13gv73、管道13680进入泵13p01中，加压后经管道13682、阀门13gv77、冷却器13hx01降温后，一部分经管道13683、阀门13gv79、管道13684后进入罐13v01内布置的分布器中然后在罐13v01的水平截面上向下喷洒或分布，作为洗涤油洗涤气相中可能夹带的固体、重烃；罐13v01顶部的净化后的气体，经管道13676、阀门13gv71排出；管道13676上还设置1台压力表13pg05，用于观察罐13v01内介质的压力变化，当然该压力值通常引入dcs系统。如图12所示流程，罐13v01与反应器13bre可以组成液体物料强制循环系统，用于反应器反应器13bre的温变速度受控的升温过程和降温过程，通常的循环介质是冲洗油，循环过程可以洗涤反应器13bre内部壁面、置换空间介质。如图12所示，罐13v01底部液料经泵13p01加压后，可以经管道13682、阀门13gv77、冷却器13hx01可以实现降温，一部分经管道13683、阀门13gv78、管道13687、管道13630后通过加热炉(此时加热炉不供热)炉管后，经管道13631、阀门13gv61、阀门13gv62、管道13633(设置有4个阀门13gv21、13gv22、13gv23、13gv24和一个8字盲板13ep21)、管道13622后，自底部进入反应器13bre内部并向上流动，可流出反应器13bre经管道1367、管道13671(设置有4个阀门13gv41、13gv42、13gv43、13gv44和一个8字盲板13ep41)、管道13673、13677后，进入罐13v01中部，然后自罐底流出形成循环。如图12所示流程，罐13v01与反应器13bre可以组成液体物料强制循环系统，使用冷却器13hx01而不用加热炉时，进行系统降温；不使用冷却器13hx01而用加热炉加热时时，进行系统升温，此时，泵13p01出口液料经过管道13681、管道13685、阀门13gv75、阀门13gv76、管道13686、管道13687、管道13630后，经过加热炉13gv02加热后进入反应器13bre放热。如图12所示流程，加热炉作为加热设备接收多路物料，如可以接收经管道13001输送的氢气物料13h，经过管道13001、阀门13gv01、阀门13gv02、管道13008、管道13630后，经过加热炉13gv02加热后进入反应器13bre形成氢气环境。如图12所示流程，加热炉作为加热设备接收多路物料，如可以接收经管道13002输送的氮气物料13n，经过管道13002、阀门13gv06、阀门13gv07、管道13008、管道13630后，经过加热炉13gv02加热后进入反应器13bre形成氮气环境。如图12所示流程，罐13v05与反应器13bre可以组成液体物料强制输入系统，用于反应器反应器13bre的介质置换过程，通常的置换介质是1种冲洗油或2种冲洗油，冲洗油通常是石脑油、柴油、蜡油或它们的混合油，最好是供氢溶剂油。如图12所示，冲洗油13wso经管道13121进入罐13v05中部，罐13v05内上部气体通常经管道13122、阀门13gv91与背压气体系统连通；罐13v05底部液料经管道13123、阀门13gv93、管道13125后进入泵13p02加压后，经管道13127、阀门13gv95、阀门13gv96、管道13128后，通过加热炉(根据需要加热炉供热或不供热)炉管后，经管道13631、阀门13gv61、阀门13gv62、管道13633(设置有4个阀门13gv21、13gv22、13gv23、13gv24和一个8字盲板13ep21)、管道13622后，自底部进入反应器13bre内部并向上流动，可流出反应器13bre经管道1367、管道13671(设置有4个阀门13gv41、13gv42、13gv43、13gv44和一个8字盲板13ep41)、管道13673、13677后，进入罐13v01中部，然后自罐底流出形成循环或经管道13679向外部接收系统排放。如图12所示流程，流出反应器13bre顶部的物料，有2路可能的去向，1路径管道13671进入罐13v01中，1路径管道13670进入反应器1are中，根据工艺操作需要选择。以下结合图12，说明反应器13bre的在线切出原则操作步骤，包括待下线反应器13bre(或待检修反应器)的切出系统和降温、降压、介质置换至可进人检查状态的基本步骤，期间反应器11bre为处于备用状态的反应器；需要说明的是，待下线反应器13bre(或待检修反应器)的切出系统的流程形式，以及相关系统的降温、降压、介质置换至可进人检查状态的基本步骤，可以是任意一种有效的流程形式和操作步骤，本说明书仅描述了一种具体可行的流程形式和操作步骤，用于说明在线切出技术方案的可操作性。反应器13bre的在线切出原则步骤，按照先后工作顺序，描述如下：①第1步骤dstep01，生产状态的13bre反应器系统的操作温度适度降低步骤，为断开系统做准备进行反应器13bre的在线切出之前，通常在尽量不影响反应系统1are、11bre的操作状态(压力不变、介质流量不变、温度允许小量降低)的前提下，尽可能将反应器13bre的操作温度降低，比如从460～480℃操作温度降低到400～420℃(或者甚至降低到380～400℃，根据反应器及其厚壁连接管道的柔性设计承受能力)，方法是降低液料13brl1流量和或降低反应器13bre的氢气原料13bh1的温度或使用其他冷却物流；这一步骤期间，反应器1are、1apump、13bre构成的循环系统，逐步由正常反应状态，转变为低转化率状态，13bre操作压力不变，介质流量即操作负荷可以降低，以便减少对反应器1are操作温度的冲击；这一步骤期间，反应器13bre始终维持氢气进料的连续进入和排出，即保持反应器13bre内一定的气含率，通常保持反应空间体积气含率为30～65％，这一点非常重要，因为希望切出后的反应器13bre内部存在一定数量的氢气；气体的可膨胀性，可以通过压力测量仪表观察反应器13bre内的压力变换，推算反应器13bre内液料的排放比率；②第2步骤dstep02，13bre反应器底部系统中断生产系统的供料，接入重质冲洗油和氢气物流，进行浆液置换利用反应器13bre底部进料管道1362上的4个阀门13gv11、13gv12、13gv13、13gv14，逐步降量、中断来自反应器1are的液料，全关位置时，上述阀门和8字盲板13ep11处于全关闭状态；通常，通过设置在这块8字盲板13ep11前后的管道上的密闭放空系统排放介质后，观察该处压力的上升情况(通过压力表指示)，判断上述隔断的有效性，在确认中断安全的前提下，将8字盲板13ep11以及可能需要设置的管道短节拆卸掉安全保存，然后对双隔断阀的尾端(接大气的外端)用盲板隔断，确保彻底安全隔断；这样，反应器13bre底部对应进料管道1362的接管，与对应的管道1362之间的物理连接被取消，使得反应器13bre的后续降温、升温过程不受牵制、制约，也不会对管道1362形成伤害；同时，将操作温度合适的冲洗油和氢气的混合物注入反应器13bre底部，利用反应器13bre底部进料管道13633上的4个阀门13gv21、13gv22、13gv23、13gv24和一个8字盲板13ep21，与在线切出系统连通，逐步加大上述阀门开度，全开位置时，上述阀门和8字盲板处于全开度状态；这一步骤期间，管道1362上的4个阀门的逐步降量、开度变小的过程，与管道13633上4个阀门的逐步增量、开度变大的过程，相互协调，尽可能使反应器13bre得液体过流量保持不变；当然，也可以先关闭管道1362上的阀门，然后接通管道13633上4个阀门和8字盲板。这一步骤期间，将操作温度合适的冲洗油和氢气的混合物而不是没有氢气的油品物流注入反应器13bre底部，防止反应器壳体钢材快速脱出溶解氢气损害反应器；13bre反应器系统中断生产系统的供料、接入冲洗油和氢气物流后，按照一定进料流率，通常为正常进料的1/5～1/2，用冲洗油对反应器内的浆液进行置换；为了置换彻底，携带出固体、重质沥青烯组分，冲洗油最好使用常规沸点为330～530℃的粘度较高的烃类比如煤液化生产油的蜡油组分，这一阶段的冲洗油被称为重质冲洗油置换过程；重质冲洗油置换过程持续一段时间，比如排出13bre反应器的重质冲洗油数量超过反应器体积的20～40倍，通常认为重质冲洗油置换过程完成；这一步骤期间，尽可能将反应器13bre的操作温度降低，比如从400～420℃操作温度降低到360～380℃(根据反应器及其厚壁连接管道的柔性设计承受能力)，方法是控制反应器13bre的置换原料的温度；③第3步骤dstep03，13bre反应器中断底部冲洗物料输入后，中断顶部生产系统的排料最好，首先将反应器13bre底部进料管道13633上的4个阀门13gv21、13gv22、13gv23、13gv24中的1个或2个关闭，使反应器13bre中断底部冲洗物料输入；然后，将反应器13bre顶部排料管道1367上设置的4个阀门13gv31、13gv32、13gv33、13gv34，逐步降量、关闭，全关位置时，上述阀门和8字盲板13ep31处于全关闭状态；通常，通过设置在这8字盲板13ep31前后的管道上的密闭放空系统排放介质后，该处压力的上升情况(通过压力表指示)，判断上述隔断的有效性，在确认中断安全的前提下，将8字盲板13ep31以及可能需要设置的管道短节拆卸掉安全保存，然后对双隔断阀的尾端(接大气的外端)用盲板隔断，确保彻底安全隔断；这样，反应器13bre顶部对排料管道13670的接管，与对应的管道13670之间的物理连接被取消，使得反应器13bre的后续降温、升温过程不受制约，也不会对管道13670形成伤害；由于相关操作保持反应器13bre的反应空间体积气含率为30～65％，因此，反应器13bre内压力只能缓慢变化，而不可能是剧烈变化，这样便于安全控制；反应器13bre内压力的变化情况，可以通过压力表13pg01指示；④第4步骤dstep04，反应器13bre向罐13v01排气的泄压过程图12所示流程，鼓泡床冷壁悬浮床加氢反应器13bre，使上部排料管道13671上的4个阀门13gv41、13gv42、13gv43、13gv44和一个8字盲板13ep41，处于全开通状态；为了控制反应器13bre的降压速度，图12流程中设置了阀门13gv45、旁路管道13674、阀门13gv46、降压孔板13hp01、管道13675，阀门13gv47，关闭主路管道上的阀门13gv45，打开旁路管道13674上的阀门13gv46、阀门13gv47，使放空介质在规定的安全降压速度之下，通过降压孔板13hp01、管道13677，向罐13v01中排放气体；来自反应器13bre的降压排放气体，在罐13v01中分离、冷却后，分为罐底液体和经管道13676、阀门13gv71排放的放空气；罐13v01中压力的变化情况，可以通过压力表13pg05指示；根据需要，可以启动罐13v01的循环冷却液喷淋洗涤系统，如图12所示，罐13v01底部液料经泵13p01加压后，经冷却器13hx01降温，经管道13684后进入罐13v01内布置的分布器中然后在罐13v01的水平截面上向下喷洒或分布，作为冷却洗涤油洗涤气相中可能夹带的固体、重烃；这一步骤期间，尽可能将反应器13bre的操作压力降低，比如从16～30mpa的操作压力降低到2～5mpa，具体根据罐13v01放空气的下游接收系统sys700的操作压力而定；下游接收系统sys700，通常含有冷却器、分离罐，进一步将罐13v01放空气降低温度、分离出液体后，得到主要由常规气体烃、氢气等组成的干气，去气体净化系统或回收系统处理。这一步骤期间，对于不需要在系统循环而需要排出的液料purgel，可经管道13679排放至接收系统回收、处理，去气体净化系统或回收系统处理，比如，可能是煤液化装置的含固料浆回收罐系统，可能是煤液化装置的反应产物的热高分油的分离系统或分馏系统；这一步骤期间，反应器13bre器壁开始逐步释放金属器壁、衬里中溶解、包藏的氢气等气体；⑤第5步骤dstep05，13bre反应器与罐13v01组成的系统的高沸点液料循环高温清洗、放液过程如图12所示流程，通过设置阀门开或关的状态，使13bre反应器与罐13v01组成液料循环系统，进行高温清洗；如图12所示流程，冲洗液13wso通过管道13121进入罐13v05，经泵13p02(通常为往复泵)输送，经过加热炉13hx02加热后，经管道13631、13632、管道13635、13636进入罐13v01，然后经罐底泵13p01加压后，经过加热炉13hx02循环加热；等加热炉出口的冲洗油的温度达到要求比如达到360～420℃后，逐步关闭阀门13gv51、13gv52，同时逐步打开管道13633上的关闭态阀门，将高温冲洗油注入反应器13bre中；不断向反应器13bre中注入高温冲洗油，使其充满反应器13bre，并溢流出反应器13bre经管道13671、13673、13677进入罐13v01内；等到13bre反应器与罐13v01组成的系统的液料循环建立后，可以停止冲洗液13wso输送泵13p02，进行液料循环高温清洗，目标是将13bre反应器内的壁面充分清洗；液料循环高温清洗过程持续一段时间比如20～30小时后，将反应器内的液料放净；此时，关闭阀门13gv61和或13gv62，打开阀门13gv51、13gv52，使13bre反应器内的液料依靠自身压力，经管道13633、13635、13636进入罐13v01中，也可以关闭管道13673、13677、13674后，通过充气管道13672、13671向反应器13bre充气15fg提高压力，增加反应器13bre的排料动力；通过管道13633、13635、13636上的检查阀，可以确认13bre反应器已经排空；这一步骤期间，尽可能维持反应器13bre的操作压力为预期值比如2～5mpa，尽可能维持反应器13bre的温度为预期值比如360～400℃；这一步骤期间，反应器13bre器壁开始逐步释放金属器壁、衬里中溶解、包藏的氢气等气体；高沸点的高芳烃液料，对沥青烯的溶解度更大，利于提高置换清洗效果；⑥第6步骤dstep06，13bre反应器的热态氮气置换氢气过程；为了使金属器壁、衬里中溶解、包藏的氢气等气体充分解吸，向反应器13bre中注入热态氮气；反应器13bre排出的以氮气为主要组分的热态气体，进入罐13v01中，进行气液分离和回收；这一步骤期间，反应器13bre器壁能够彻底释放金属器壁、衬里中溶解、包藏的氢气等气体；这一步骤期间，尽可能维持反应器13bre的操作压力为预期值比如2～5mpa，尽可能维持反应器13bre的温度为预期值比如360～400℃；本步骤⑥也可以与步骤⑤联合进行；⑦第7步骤dstep07，13bre反应器与罐13v01组成的系统的低沸点液料循环高温清洗、降温、放液13bre反应器与罐13v01组成的系统的低沸点液料循环高温清洗过程，其步骤与步骤⑤、程序几乎相同，只是冲洗介质由重质冲洗油改为轻质冲洗油；这一步骤期间，尽可能维持反应器13bre的操作压力为预期值比如2～5mpa，尽可能维持反应器13bre的温度为预期值比如360～400℃；低沸点液料循环高温清洗过程持续一段时间比如20～30小时后，转入13bre反应器系统高温至中温的降温程序，维持低沸点液料循环，启动冷却器13hx01，按照降温速度限制，逐步将反应器的温度降低至规定温度附近比如200～250℃，进行设备、管道连接处的泄露检查；低沸点液料循环高温至中温的降温程序完成后，转入13bre反应器系统降压程序，按照降压速度限制，逐步将通常将压力降低到0.8～1.5mpa；上述降压程序完成后，转入13bre反应器系统中温至常温的降温程序，维持低沸点液料循环，启动冷却器13hx01，按照降温速度限制，逐步将反应器的温度降低至规定温度附近比如40～60℃，进行设备、管道连接处的泄露检查；上述中温至常温的降温程序完成后，转入13bre反应器系统的液料放净程序，此时，关闭阀门13gv61和或13gv62，打开阀门13gv51、13gv52，使13bre反应器内的液料依靠自身压力，经管道13633、13635、13636进入罐13v01中，也可以关闭管道13673、13677、13674后，通过充气管道13672、13671向反应器13bre充气15fg提高压力，增加反应器13bre的排料动力；通过管道13633、13635、13636上的检查阀，可以确认13bre反应器已经排空；这一步骤期间，尽可能维持反应器13bre的操作压力为预期值比如0.8～1.5mpa；低沸点液料冲洗步骤，对反应器13bre内残存的高沸点冲洗液形成稀释、溶解、携带排出的效果，利于提高置换清洗效果；13bre反应器与罐13v01组成的系统的低沸点液料循环降温后的放液步骤，其步骤与13bre反应器与罐13v01组成的系统的高沸点液料的放液步骤几乎相同；⑧第8步骤dstep08，13bre反应器的气体吹扫气提油分过程；在步骤⑦完成的基础上，根据情况选择温度合适的吹扫气如氮气和或水蒸气，对13bre反应器进行气体吹扫，将其中的烃类、可燃气体、有毒气体置换排净，通过罐13v01排到接收系统；可以将一定低浓度的氨气引入吹扫气中，以中和可能存在的硫化氢等酸性气体；为了节省吹扫气用量，在允许的条件下，可以使用抽空器，按照安全操作程序，通过罐13v01对13bre反应器进行气体抽空；经过连续足够多次的气体分析后，进行安全确认；在达到可以使检修人员进入反应器13bre作业的安全指标的要求后，停止气体吹扫气过程；⑨第9步骤dstep09，13bre反应器的进人检查和检修过程在确保各个阀门处于合理的开关位置使系统处于合理的操作状态后，对13bre反应器进行进人检查、检修、干燥封存等过程，等待下一次的在线切入程序。以下结合图12，说明备用反应器13bre的投入生产的原则操作步骤，包括待上线反应器13bre即备用反应器的接入生产系统和调整操作至正常生产状态的基本步骤，该步骤期间假定反应器11bre已经从生产系统中切出；需要说明的是，待上线反应器13bre即备用反应器的接入生产系统和操作调整至正常生产状态的基本步骤，可以是任意一种有效的流程形式和操作步骤，本说明书仅描述了一种具体的流程形式和操作步骤，用于说明在线接入的可操作性。操作过程，一些操作限定和操作标准，通常如下：氮气气密的标准是：泄露降压速度≤0.25～0.05mpa/h；氢气气密的标准是：泄露降压速度≤0.25～0.05mpa/h；高压系统的升温、降温速度的限制为：≤15～20℃/h；高压系统的升压、降压速度的限制为：≤1.25～1.50mpa/h；升温、升压过程，先升温、后升压；降温、降压过程，先降压、后降温；系统置换空气合格标准：氧含量小于0.5％(体积)。反应器13bre的在线切出原则步骤，按照先后工作顺序，描述如下：①第1步骤astep01，备用状态的13bre反应器系统的气体置换步骤，为系统开始进料做准备根据情况选择温度合适的吹扫气(通常为40～80℃氮气)，对13bre反应器进行气体吹扫置换，将其中可能存在的氧气及其它有害气体排出13bre反应器系统，通过罐13v01排到接收系统；为了节省吹扫气用量，在允许的条件下，可以使用抽空器，按照安全操作程序，通过罐13v01对13bre反应器进行气体抽空；经过连续足够多次的气体分析后，进行安全确认；在达到无氧气及无其它有害气体的安全指标的要求后，停止气体置换过程；②第2步骤astep02，13bre反应器与罐13v01组成的系统的冲洗液的填充润湿过程用温度合适的冲洗液，通常为40～80℃的石脑油或和柴油，填充润湿13bre反应器及其衬里层，要求填充满13bre反应器，并溢流至罐13v01，并形成13bre反应器与罐13v01组成的系统的循环润湿；该过程持续一段时间比如20～30小时，过程中系统压力维持在0.8～1.5mpa；③第3步骤astep03，13bre反应器与罐13v01组成的系统的冲洗液的分阶段循环升温、系统热紧、排液过程在润湿过程结束后，继续维持液体循环，开始将伴随氢气加入、排放，使13bre反应器的器壁、衬里对氢气进行逐步吸收，按照温升速度限制逐渐将3bre反应器与罐13v01组成的系统的温度升至250℃；在250℃恒温约8小时，对13bre反应器与罐13v01组成的系统的管道的连接件如法兰等进行250℃工况的密闭性检查和热紧工作；在250℃工况的热紧工作结束后，继续维持液体循环，继续将伴随氢气加入、排放，使13bre反应器的器壁、衬里对氢气进行逐步吸收，按照温升速度限制逐渐将3bre反应器与罐13v01组成的系统的温度升至400℃；在400℃恒温约8小时，对13bre反应器与罐13v01组成的系统的管道的连接件如法兰等进行400℃工况的密闭性检查和热紧工作；然后将13bre反应器中油品通过罐13v01排净；④第4步骤astep04，13bre反应器系统的氮气气密检查过程根据需要，可以在250℃工况的密闭性检查和热紧工作结束后，安排氮气气密性检查；氮气气密性检查，先将13bre反应器与罐13v01隔离，按照规定的升压速度，将250℃氮气充入反应器13bre反应器中，分2.5mpa、5.0mpa、7.5mpa、10.0mpa、12.5mpa、15.0mpa、17.5mpa、20.0mpa、22.5mpa、25.0mpa等压力级别进行恒压压损测试，达到指标则继续升压，压损超标则检查系统连接件并消除泄露；氮气气密检查通过后，连通13bre反应器与罐13v01，按照规定的降压速度，通过罐13v01排放氮气、降低压力至0.5～1.0mpa；⑤第5步骤astep05，13bre反应器系统的氢气气密检查过程通常，根据需要，可以在250℃氮气气密性检查程序完成后，进行氢气气密检查程序；氢气气密性检查，先将13bre反应器与罐13v01隔离，按照规定的升压速度，将250℃氢气充入反应器13bre反应器中，分2.5mpa、5.0mpa、7.5mpa、10.0mpa、12.5mpa、15.0mpa、17.5mpa、20.0mpa、22.5mpa、25.0mpa等压力级别进行恒压压损测试，达到指标则继续升压，压损超标则检查系统连接件并消除泄露；氢气气密检查通过后，连通13bre反应器与罐13v01，按照规定的降压速度，通过罐13v01排放氢气、降低压力至2.5～3.0mpa；⑥第6步骤astep06，13bre反应器与罐13v01组成的系统的循环升温、系统热紧过程在氢气气密检查通过后，继续维持液体循环，继续将伴随氢气加入、排放，使13bre反应器的器壁、衬里对氢气进行逐步吸收，按照温升速度限制逐渐将3bre反应器与罐13v01组成的系统的温度升至400℃；在400℃恒温约8小时，对13bre反应器与罐13v01组成的系统的管道的连接件如法兰等进行400℃工况的密闭性检查和热紧工作；过程中系统压力维持在2.5～3.0mpa；⑦第7步骤astep07，与生产系统连通备用系统反应器13bre进料、排料管道与生产系统连接，使盲板13ep11、13ep31至连通位置，用专用试压氢气管道对可拆卸连接件进行氢气气密性检查，通过后，使用电加热器，使可拆卸连接件温度升高到接近两侧的操作温度，尽可能消除温差产生的应力变形；先按顺序逐步打开13bre反应器排料管道1367上的阀门13gv31、阀门13gv32，然后，按顺序逐步打开13bre反应器排料管道13670上的阀门13gv34、阀门13gv33；接通系统后的第一阶段，使少量的冲洗油、氢气流过管道13670进入反应器1are中，然后逐步加大冲洗油、氢气流量，等到冲洗油、氢气流量达到正常进料的1/5～1/2时，反应器13bre温度稳定、压力与反应器1are实现稳定平衡后(反应器13bre操作压力略大于大于反应器1are操作压力)，逐步关闭反应器13bre上部与罐13v01相连的排料管道13671上的4个阀门13gv41、13gv42、13gv43、13gv44，逐步降量、中断来自冲洗液系统的液料，全关位置时，上述阀门和8字盲板13ep41处于全关闭状态；通常，通过设置在这8字盲板13ep41前后的管道上的密闭放空系统排放介质后，该处压力的上升情况(通过压力表指示)，判断上述隔断的有效性，在确认中断安全的前提下，将8字盲板13ep41以及可能需要设置的管道短节拆卸掉安全保存，然后对双隔断阀的尾端用盲板隔断，确保彻底安全隔断；这样，反应器13bre顶部对排料管道13671的接管，与对应的管道13673之间的物理连接被取消，使得反应器13bre的后续升温、降温过程不受制约，也不会对管道13673形成伤害；上述任务完成后，逐步关闭反应器13bre下部进料管道13633上的4个阀门13gv21、13gv22、13gv23、13gv24，逐步降量、中断来自冲洗液系统的液料，全关位置时，上述阀门和8字盲板13ep41处于全关闭状态；通常，通过设置在这8字盲板13ep21前后的管道上的密闭放空系统排放介质后，该处压力的上升情况(通过压力表指示)，判断上述隔断的有效性，在确认中断安全的前提下，将8字盲板13ep21以及可能需要设置的管道短节拆卸掉安全保存，然后对双隔断阀的尾端用盲板隔断，确保彻底安全隔断；这样，反应器13bre顶部对进料管道13622的接管，与对应的管道13633之间的物理连接被取消，使得反应器13bre的后续升温、降温过程不受制约，也不会对管道13633形成伤害；此时，反应器13bre已经从配套系统sys500中脱离出来，接入到了生产系统中，；上述步骤完成后，开始引入来自反应器1are的循环液料13brl1；先按顺序逐步打开13bre反应器底部进料管道13622、13621上的阀门13gv14、阀门13gv13，然后，按顺序逐步打开13bre反应器进料管道1362上的阀门13gv11、阀门13gv12；接通系统后的第一阶段，使少量的来自反应器1are的循环液料、对应比例的热态氢气流过管道1362、13621、13622进入反应器1bre中，使反应器1bre出口介质进入反应器1are中，此时，关键是控制反应器13bre的进料温度的稳定，且不能快速变化，最好维持在400℃附近，稳定持续一段时间比如12～24小时；然后分步逐步加大循环液料、热态氢气的流量，等到流量达到正常进料的1/2～2/3时，开始逐步提高热态氢气的温度，按照升温速度限制提高反应器13bre温度，使其开始产生正常反应温升的约50～60％的温升，按照该状态，稳定持续一段时间比如48～72小时后，调整来自反比如在应器1are的循环液料、热态氢气流量，达到正常的操作负荷、操作条件；⑧第8步骤astep08，管道系统与罐13v01组成的循环系统的降压、循环降温、液体排净过程降压步骤astep081：在步骤⑦完成的基础上，接通管线13000、13673、13677与罐13v01，按照规定的降压速度，将循环管线13000、13673、13677存在的气体，放入罐13v01中进行气液分离，然后经管道13676排放；最终系统压力维持在1.0～1.5mpa。循环降温步骤astep082：在降压步骤步骤astep081完成的基础上，打开相关阀门，连通管线13000、13673、13677系统、罐13v01、管道13678、13680、泵13p01、13682、冷却器13hx01、13683、13630、加热炉13hx02(不加热)、管道13631、13632、13633组成的循环系统，按照降温速度限制降低循环系统的温度，最终系统温度降低到40～60℃、压力维持在1.0～1.5mpa。液体排净过程astep083：在循环降温步骤astep082完成的基础上，通过排料管道13679排液至无液排放，过程中，可能使用管道吹扫气体如氮气、水蒸气，将管道内的液体吹扫至罐中排放；最后，经过管道的低点排液口防液。⑨第9步骤astep09，管道系统与罐13v01组成的循环系统的气体吹扫气提油分过程；在步骤⑧完成的基础上，根据情况选择温度合适的吹扫气如氮气和或水蒸气，对管道系统与罐13v01组成的循环系统的进行气体吹扫，将其中的烃类、可燃气体、有毒气体置换排净，通过罐13v01、管道低点排液口、高点排气口排到接收系统；可以将一定低浓度的氨气引入吹扫气中，以中和可能存在的硫化氢等酸性气体；为了节省吹扫气用量，在允许的条件下，可以使用抽空器，按照安全操作程序，通过罐13v01对系统进行气体抽空；经过连续足够多次的气体分析后，进行安全确认；在达到可以使检修人员进入罐13v01作业的安全指标的要求后，停止气体吹扫气过程；⑩第10步骤astep10，进人检查、检修过程在确保各个阀门处于合理的开关位置使系统处于合理的操作状态后，对罐13v01、泵、换热器进行检查(包括必要的拆卸检查和进入容器内部的进人检查)、检修后，对系统干燥封存，等待下一次使用；系统干燥封存，通常采用温度为40℃、压力为o.2～0.5mpa的氮气填充；系统干燥封存过程中，根据系统压力损失情况，补充氮气维持压力，防止空气进入。基于图1至图12所示流程，通常与上游反应器组合构成多级反应系统，也可以与下游反应器组合构成多级组合反应系统。具体实施方式以下详细描述本发明。本发明所述的压力，指的是绝对压力。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。以下描述供氢烃。本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液化反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃，是煤加氢直接液化过程使用的供氢溶剂油的理想组分。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(sce)抽提率不太高；②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和ii(src-1和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和new1g)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；④煤和渣油联合加工法(c0·processing)：油煤共炼，指的是同时对煤和非煤衍生油进行共加工，通常以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；⑤地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工；⑥干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质。以下描述煤加氢直接液化过程。本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法i和ii(src-i和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和newlg)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；③煤和渣油联合加工法(c0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油；美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；④中国神华集团煤直接液化方法；⑤专利cn100547055c载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。煤加氢直接液化过程中，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～530℃、多数为200～450℃、最佳者为265～430℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进入高芳烃加氢热裂化反应过程br进行加工。本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。在煤加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油a，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油b，此时存在a和b两路外排油，a和b两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。在煤加氢直接液化反应过程中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的快速加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上更像一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒吸附粘度大的胶质、沥青质分子mk，并使mk与固体催化剂表面的活性氢接触，从而抑制其热缩；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物sh-z的复原催化剂，固体催化剂颗粒吸附sh-z，并使sh-z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物sh-z的复原速度；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢直接液化反应过程中，从一定意义上讲，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程中，由于供氢溶剂ds的作用非常重要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程的操作条件和效果自然极其重要。本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度cwh与该催化剂床层的空床静置状态的高度cuh之比值kbed，通常，kbed低于1.10时称为微膨胀床，kbed介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点k处的中间产物xk或最终产物xk中的至少一部分液相xk-l作为循环液流xk-lr返回物流xk上游反应区，循环液流xk-lr的反应产物流过k点并存在于xk之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。本发明煤加氢直接液化反应过程，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③微膨胀床。本发明高芳烃加氢热裂化反应过程br，使用的反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明溶剂油加氢稳定反应过程cr，使用的反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出系统不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回。以下描述本发明的特征部分。本发明用强制循环热壁反应器与鼓泡床冷壁反应器的煤液化系统，其特征在于：在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，煤料进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为煤加氢直接液化反应产物rup，回收反应产物rup；在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化反应器包括液相产物强制循环的热壁反应器jre和鼓泡床冷壁反应器kre；液相产物强制循环的热壁反应器jre排出的含固体、含液料的物流进入至少1台鼓泡床冷壁反应器kre中进行深度煤加氢直接液化反应；所述强制循环的热壁反应器jre，指的是在反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl；反应器jre的顶部壳体与液体收集杯jre-dl，共同组成反应器jre内的顶部气液分离脱液空间jre-dl-s；反应器jre自产的物料进入顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl，完成至少部分脱液后得到液体收集杯jre-dl排出的收集液液体jre-dl-l和其它产物；至少一部分收集液jre-dl-l经液料循环泵jre-pump加压后向热壁反应器jre提供循环液料；所述强制循环的热壁反应器jre，其操作方式，选自下列中的1种：①悬浮床反应器；②沸腾床反应器；③悬浮床与沸腾床组合反应器；所述鼓泡床冷壁反应器kre，指的是反应器kre内部不设置液体强制循环设施的内壁设置隔热衬里的悬浮床煤加氢直接液化反应器。本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，鼓泡床冷壁反应器kre的平均反应温度高于上游相邻强制循环的热壁反应器jre的平均反应温度，一般高出5～55℃、较佳者高出10～25℃。本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的含气液物料，串联进入鼓泡床冷壁反应器中进行深度煤加氢直接液化反应。本发明，一般，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少1台鼓泡床冷壁反应器中进行深度煤加氢直接液化反应；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统。本发明，用于大规模加工装置时，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少2台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre中进行深度煤加氢直接液化反应；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；通常，至少一部分收集液jre-dl-l，经液料循环泵加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向鼓泡床冷壁反应器xkre中的至少1台鼓泡床冷壁反应器提供循环液料。一般，至少一部分收集液jre-dl-l，经共用的液料循环泵jre-pump加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向鼓泡床冷壁反应器xkre中的至少1台鼓泡床冷壁反应器提供循环液料；最好，至少一部分收集液jre-dl-l，经共用的1台液料循环泵jre-pump加压后，向热壁反应器jre供循环液料，同时向全部泡床冷壁反应器xkre提供循环液料。本发明，为了延长操作周期，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，强制循环的热壁反应器jre排出的液料，进入至少2台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre中进行深度煤加氢直接液化反应；通常，2台或多台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre，其操作方式是一些反应器处于正产生产状态，一些反应器处于备用状态，即设置备用反应器。一般，2台或多台并联操作的鼓泡床冷壁反应器xkre，其操作方式是1台反应器处于备用状态，其余反应器处于正产生产状态；第1种在线切换备用反应器的操作方案是，先进行备用反应器的切入操作后进行待下线反应器的切出操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产，然后将待切出鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统。第2种在线切换备用反应器的操作方案是，先进行待下线反应器的切出操作后进行备用反应器的切入操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，先将鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统，然后将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产。第3种在线切换备用反应器的操作方案是，同时进行待下线反应器的切出操作和备用反应器的切入操作；当1台生产状态的鼓泡床冷壁反应器nxkre需要切出生产系统时，在煤加氢直接液化反应过程ru持续加工煤料进行煤加氢直接液化反应的条件下，用在线切换的方式，将备用反应器sxkre接入生产系统投入正常生产，在相同的时间段内，将待切出鼓泡床冷壁反应器nxkre切出生产系统。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；至少一部分收集液jre-dl-l，经液料循环泵加压后，向热壁反应器jre供循环液料，向泡床冷壁反应器xkre提供循环液料。本发明，通常，强制循环的热壁反应器jre加工的含固液料，可以选自下列中的1种或几种：①油煤浆或煤液化中间产物液料，在煤加氢直接液化反应过程ru进行煤加氢直接液化反应；②基于煤加氢直接液化反应过程的中间产物的分离过程所得含固液料；③基于煤加氢直接液化反应过程产生的其它含固液料。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆可以先经过前部煤加氢直接液化反应过程后得到前部前部煤加氢直接液化反应产物，基于前部煤加氢直接液化反应产物的含固体、含液体物料进入热壁反应器jre进行后续煤加氢直接液化反应。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，热壁反应器jre或和鼓泡床冷壁反应器kre排出的含固体、含液体物料，可以进入后部前部煤加氢直接液化反应过程进行后部煤加氢直接液化反应。本发明，煤加氢直接液化反应系统ru，可以还包含煤加氢直接液化反应过程的前置加氢反应过程，煤加氢直接液化反应系统ru的流程方式，选自下列中的1种或几种：①煤加氢直接液化反应系统ru，设置预加氢反应过程opr；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；②煤加氢直接液化反应系统ru，包含1个预加氢反应段opre；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料；③煤加氢直接液化反应系统ru，设置初加氢反应过程pre、预加氢反应过程opre；在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，至少一部分初加氢反应产物pre-rp进入后续预加氢反应器opre中；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；④煤加氢直接液化反应系统ru，设置初加氢反应过程pre、预加氢反应过程opre；在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，至少一部分初加氢反应产物pre-rp进入后续预加氢反应器opre中；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料；⑤在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，基于初加氢反应产物pre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物plpx，至少一部分液料产物plpx作为反应器下进料进入后续预加氢反应器opre中；液料产物plpx，为来自初加氢反应器pre的液体收集杯排出的液料；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，初加氢反应产物pre-rp进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，至少一部分预加氢反应产物opre-rp进入热壁反应器jre中；⑥在预初反应段pr，使用1台液体产物强制循环式热壁初加氢反应器pre，煤浆物料f1进行煤液化初加氢反应转化为煤液化初加氢反应产物pre-rp，基于初加氢反应产物pre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物plpx，至少一部分液料产物plpx作为反应器下进料进入后续预加氢反应器opre中；液料产物plpx，为来自初加氢反应器pre的液体收集杯排出的液料；在预加氢反应段opr，使用1台液体产物强制循环式热壁预加氢反应器opre，来自预初反应段pr的液料产物plpx进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物opre-rp，基于预加氢反应产物opre-rp得到重量上主要由含固液料组成的液料产物oplpx，至少一部分液料产物oplpx作为反应器下进料进入热壁反应器jre中；液料产物oplpx，为来自预加氢反应器opre的液体收集杯排出的液料。本发明，煤加氢直接液化反应系统ru，在加工煤浆原料的同时，加可以工非煤基重油；通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，非煤基重油的加氢反应停留时间短于煤加氢直接液化反应停留时间。通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～98％。通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，在加工煤浆原料的同时，加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～2500nm3/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。本发明，在煤加氢直接液化反应系统ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，在煤加氢直接液化反应系统ru，煤加氢直接液化催化剂，可以是纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，以全部进料计算，供氢溶剂ds的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。本发明，一般，在煤加氢直接液化反应系统ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为o.45～0.60。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应系统ru，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，选自下列物料中的1种或几种：①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；在反应器jre内部的顶部壳体内侧，布置防止来自鼓泡床冷壁反应器xkre的高温物料飞溅到反应器jre内部器壁的防冲击护板gb；防冲击护板gb通过支撑件db与反应器jre的器壁连接；在防冲击护板gb于反应器jre的器壁之间形成的开放式夹层空间xdd而不是独立封闭空间，而是与反应器jre的主体空间保持着气相物料或气液相物料的联通或往来流动，夹层空间xdd的压力与反应器1are的主体空间基本相同，夹层空间xdd的温度与反应器1are的主体反应空间温度基本相同；防冲击护板gb的遮盖范围，包括反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl所包含的壳壁表面。本发明，通常，鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料混合后，在反应器jre内顶部气液分离脱液空间jre-dl-s完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物，组成耦合并联反应系统；在热壁反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl和收集液导流管，在收集杯jre-dl内壁的至少一部分区域可以设置隔热衬里层，在收集液导流管内壁的至少一部分区域可以设置隔热衬里层。本发明，通常，在热壁反应器jre内的顶部空间设置液体收集杯jre-dl和收集液导流管，在热壁反应器jre内的液体收集杯jre-dl之上增加的混合杯1amv，混合杯mdl与集液杯jre-dl为一体化容器；鼓泡床冷壁反应器xkre的产物，返回相邻强制循环的热壁反应器jre的顶部气液分离脱液空间jre-dl-sl中，与热壁反应器jre的自产物料在混合杯1amv中混合后，在集液杯jre-dl液面以上的空间中完成至少部分脱液后得到jre-dl排出的收集液jre-dl-l和其它产物。详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或3000ppm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的液硫或二硫化碳或二甲基二硫等。以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离或含有固体颗粒时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环热高分油进行循环加氢。在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200ppm(v)，最好不大于50ppm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。对于煤加氢直接液化反应过程，因为常规气体烃、co、co2产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过psa提氢或经过“水蒸气转化制氢+psa提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。实施例：对照例加工200万吨/年煤的煤加氢直接液化装置，煤加氢直接液化反应过程ru，采用常规浓度煤浆的进料方式向反应过程输送煤浆，煤浆经过加压、加热炉加热后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部；第一煤加氢直接液化反应器aue01顶部的集液杯流出的循环液料经过循环泵加压后，循环进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部，与进料煤浆、进料热氢气混合后通过反应器aue01下部布置的分布器向上流动进入反应器aue01的主反应空间，进行煤加氢直接液化反应。煤加氢直接液化反应过程ru，使用2台串联操作的直径为4.86米、筒节长度为35米的液相产物强制循环的悬浮床煤加氢直接液化热壁反应器，第一煤加氢直接液化反应器aue01产物aue01p进入第二煤加氢直接液化反应器aue02，第二煤加氢直接液化反应器aue02产物aue02p作为煤加氢直接液化反应最终产物aup，进行油气分离、油品分馏。由于2台反应器直径太大，需要现场制作，因此，反应器制造费用高昂。由于上游反应器产物的气相全部通过下游反应器，所以，第二、第三反应器的气含率高即液相空间效率低，同时气相中含有大量常规气态烃、水、硫化氢、氨、一氧化碳、二氧化碳，因此气相氢气浓度低仅约65～70％，而为了维持氢气分压高于12.7mpa，操作压力被迫提高到19mpa。以下描述煤加氢直接液化过程au的操作过程：①在油煤浆配制过程am，把煤液化催化剂、供氢溶剂auds、煤粉配成煤粉质量浓度为45％的油煤浆auf，用油煤浆加压泵加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液硫加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆auf混合；表1为煤加氢直接液化反应过程ru原料煤的性质；表2为煤加氢直接液化反应过程ru溶剂油的性质；表3为煤加氢直接液化反应过程ru的催化剂性质；表4为煤加氢直接液化反应过程ru的助催化剂性质；②在煤加氢直接液化反应过程，得到煤加氢直接液化反应产物为aup；煤加氢直接液化反应过程或其进料系统，使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；表5为煤加氢直接液化反应条件汇总表；使用2台串联操作的强制循环悬浮床热壁反应器aue01、aue02，aue01反应温度为448～465℃，aue02反应温度为455～465℃，每台反应器内的上部空间布置内置式气液一液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回各自反应器入口形成液体循环，液体循环量为煤浆总量的2.0～2.2倍；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；煤加氢直接液化过程au最终反应产物aup温度为465℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410℃后进入热高压分离器athps；③在煤加氢液化反应产物aup的分离部分，使用热高压分离器athps，在温度为410℃、压力为18～20mpa的条件下，分离煤加氢液化反应产物aup得到热高分油athps-l和热高分气athps-v；收集热高分油athps-l和热高分气athps-v中的烃类，在分馏部分afrac使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程a-cru，得到供氢溶剂油auds，去油煤浆配制过程am和其它用点；得到约60吨/时的液化残渣，去残渣成型。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物aup，得到氢气体积浓度为85～88％的富氢气物流auh，返回煤加氢直接液化反应过程循环使用，氢气的提浓方式为膜分离提纯。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物aup，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤液化生成油馏分油afd，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣afk；部分煤液化生成油馏分油afd作为物流afd1，用作供氢溶剂前身烃mfb；在加氢稳定反应过程mr，供氢溶剂前身烃mfb进行加氢稳定反应完成芳烃分子的部分芳环饱和反应mrr转化为加氢稳定反应产物mrp；回收加氢稳定反应产物mrp，得到供氢溶剂ds；至少一部分供氢溶剂ds进入煤加氢直接液化反应过程用作供氢溶剂lcf-ds，供氢溶剂lcf-ds与煤粉配制为煤浆lcf使用；供氢溶剂ds，是含供氢溶剂的液相物流，主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成。煤加氢液化反应过程au、液化油分馏部分afrac、液化油溶剂油加氢稳定过程，作为总系统的煤液化油收率为48％(对原料煤粉)即120吨/时，是常规沸点c3～380℃的烃馏分，其中液化气收率为4.0％(对原料煤粉)即8.0吨/时、石脑油收率为11.5％(对原料煤粉)即23.0吨/时、柴油收率为32.5％(对原料煤粉)即65.0吨/时。在上述总系统中，供氢溶剂量为煤粉的1.22倍即244.0吨/时，溶剂油加氢稳定过程生产供氢溶剂的进料油约243.5吨/时，是存在于总系统中的循环油。煤浆的煤：油重量比例为45.05∶54.95，这样稠煤浆的供氢溶剂用量为配煤的122.0％。表1煤加氢直接液化反应过程ru原料煤的性质表2煤加氢直接液化反应过程ru溶剂油的性质表3煤加氢直接液化反应过程ru的催化剂性质序号项目数据备注1活性组分纳米级feooh2载体部分原料煤3添加量，(fe/干煤)，wt％1.004粉煤担载型催化剂的fe含量，wt％5.6±0.5高锰酸钾滴定法5粉煤担载型催化剂的粒度，wt％激光粒度法≤74μm≥80＞74μm＜206催化剂含水，wt％≤4重量法表4煤加氢直接液化反应过程ru的助催化剂性质表5煤加氢直接液化反应条件汇总表实施例一在本实施例的流程中，煤加氢直接液化反应过程ru，加工煤浆的第一反应器aue01为1台直径为4.86米、筒节长度为35米的设置液体产物强制循环的悬浮床煤加氢直接液化反应器，其流程结构和操作条件完全同对照例。第一反应器aue01内的上部空间布置内置式气液一液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过第一反应器液料循环泵pump01加压后，第一路返回第一反应器aue01、第二路作为一级加氢液相产物进入第二反应器aue02a的底部；第一反应器aue01的其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部aue01，进入第二反应器aue02顶部的混合与分离空间。为了提高煤液化率，提高反应效率，采用本发明技术方案改造对照例，将直径为4.86米、筒节长度为35米的第二反应器aue02，使用2台直径为3.40米、筒节长度为35米的并联耦合式第二反应器aue02a、第三反应器aue02b代替之，并且将第一反应器产物进入第二反应器的进料方式改为如附图7所示的方式。第二反应器aue02a为热壁反应器，其氢气进料为高纯度新氢，其内的上部空间布置内置式气液一液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵pump02a加压后返回第二反应器aue02a、第三反应器aue02b底部入口形成液体循环，液体循环量为装置煤浆总量的2.0～2.2倍，进入两台反应器aue02a、aue02b的循环液料量相同；其它混相气液产物沿导流管排出第二反应器aue02a顶部，用作煤加氢直接液化反应最终产物aup，进行后续的油气分离、油品分馏。第三反应器aue02b为冷壁悬浮床空筒反应器，其液流进料来自第二反应器循环泵输送的液料，其氢气进料为高纯度新氢，其顶部气液产物全部进入第二反应器aue02顶部的混合与分离空间。表6为实施例一第二级煤加氢直接液化反应器操作条件汇总表。本实施例技术方案的优点在于：①第二反应级，由2台并联耦合式反应器组成，形成“第二反应器接收第一反应器气液产物为上进料、接收第一反应器液相产物为下进料，第三反应器接收第二反应器液相产物为下进料反应器，避免了上游绝大部分气相产物的介入，通过使用纯氢气物料，气相氢气浓度可到88～90％，氢气分压高达16.7mpa，提高了4.0mpa，其效果是惊人的，利于提高煤液化率、降低气体产率、降低热缩合物产率；②对照例中，由于第二反应器直径太大，需要现场制作，因此，第二反应器制造费用高昂；采用本发明，设立耦合式第二反应段，使用2台直径为3.40米、筒节长度为35米的并联耦合式第二反应器aue02a、第三反应器aue02b代替之，也仅需1台循环泵，与对照例的常规技术方案相比，简化了第三反应器aue02b的内部结构，为第三反应器aue02b采用悬浮床空筒反应器形式创造了条件；反应器能够在专业制造厂生产后运输至现场，即利于保证质量，也大幅度降低了制造费用；③第二反应级，由2台并联耦合式反应器组成，第二反应器aue02a为液料产物强制循环的热壁反应器，操作温度为448～465℃；第三反应器aue02b为液料循环式冷壁悬浮床空筒反应器，反应温度为465～475℃，这样相当于把对照例的第二反应器的50％的液相空间操作温度提高了10℃，提高了热裂化反应速度，可提高煤液化率1.0～1.5％(对装置原料煤)，同时由于氢气分压提高了4.0mpa，热缩合被显著抑制，气体产率也有所降低；上游液相产物，是来自上级反应器内顶部收集杯排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物，通常经过循环泵加压后输送，也可靠压差自流。表6实施例一第二级煤加氢直接液化反应器操作条件汇总表实施例二基于实施例一，为了充分发挥第三反应器aue02b这一液料循环式冷壁悬浮床空筒反应器的氢气分压高、反应温度提高潜力大的优势，反应温度再提高5℃即调整为470～480℃，进一步提高了煤浆热裂化反应速度，可再次提高煤液化率1.0～1.5％(对装置原料煤)。表7为实施例二第二级煤加氢直接液化反应器操作条件汇总表。第三反应器aue02b产物，混入冷却物流(急冷氢气或急冷油)降温至465～470℃后，进入第二反应器aue02a顶部的气液分离空间。为了延长装置连续运行周期，或者说为了在合理范围内尽可能提高第三反应器aue02b的操作温度，设置一台第三反应器aue02b的备用反应器aue02b-id。第三反应器aue02b，可以实现在线切出的操作方式，即在第一反应器aue01、第二反应器aue02a不停止煤料加氢直接液化反应的条件下，将第三反应器aue02b从生产系统隔离切出、并使之经过合理程序完成降温、降压、介质置换后，完成操作人员的进入和检修，然后封存(通常为氮气正压保护状态)；等待下次切入生产系统；相关步骤参见附图说明部分。备用反应器aue02b-id，可以实现在线切入的操作方式，即在第一反应器aue01、第二反应器aue02a不停止煤料加氢直接液化反应的条件下，将备用反应器aue02b-id从隔离状态接入生产系统中进行正常生产，通常经过介质置换、升温、升压、介质冲洗后，接入生产系统中进行正常生产，相关步骤参见附图说明部分。本实施例的技术方案，可以使煤加氢直接液化装置的操作周期，由目前的10.5～11.0个月/年，提高到21.0～22.5个月/2年，即从1年1修改进为2年1修，从而可以提高装置有效生产运行时间利用率约4.5～5.0％。与对照例相比，本实施例，液化率可提高2.0～3.0％(对装置原料煤)，液化油收率可提高4.0～6.0％(对装置原料煤)，装置有效生产运行时间可提高约4.5～5.0％，对于投资巨大的煤加氢直接液化装置而言，效益是巨大的。表7实施例二第二级煤加氢直接液化反应器操作条件汇总表实施例三基于实施例一，为了充分提高反应空间的氢气分压，降低装置操作总压，将直径为4.86米、筒节长度为35米的第一台应器aue01，使用2台串联操作的直径为4.86米、筒节长度为20米的液体产物强制循环式反应器aue01a、液体产物强制循环式反应器aue01b代替之，即在保证反应停留时间不变的条件下，增加了一套集液杯、收集液导出管系统、循环泵系统，增加了一个反应级，这样整体反应系统为如附图9所示的流程，即形成了三级煤加氢直接液化反应系统，且第三级属于由2台典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器组成的并联耦合反应系统；有效降低了旁路排出反应系统的低转化率煤浆的数量。改造后的装置，在保持第二、第三及反应过程反应空间氢气分压不低于12.7mpa的条件下，反应器操作压力成功地由18～20mpa降低到14.0～16.0mpa即，降压幅度为4.0mpa，相对降压幅度达到20～22％，大幅度降低了装置投资和能耗。实施例四基于实施例二，为了充分提高反应空间的氢气分压，降低装置操作总压，将直径为4.86米、筒节长度为35米的第一台应器aue01，使用2台串联操作的直径为4.86米、筒节长度为20米的液体产物强制循环式反应器aue01a、液体产物强制循环式反应器aue01b代替之，即在保证反应停留时间不变的条件下，增加了一套集液杯、收集液导出管系统、循环泵系统，增加了一个反应级，这样整体反应系统为如附图9所示的流程，即形成了三级煤加氢直接液化反应系统，且第三级属于由2台典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器组成的并联耦合反应系统；有效降低了旁路排出反应系统的低转化率煤浆的数量。改造后的装置，在保持第二、第三及反应过程反应空间氢气分压不低于12.7mpa的条件下，反应器操作压力成功地由18～20mpa降低到14.0～16.0mpa即，降压幅度为4.0mpa，相对降压幅度达到20～22％，大幅度降低了装置投资和能耗。当前第1页12