上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的制作方法

本发明涉及上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统，特别适合于杂质气体携带量高或快速反应生成大量气体的碳氢料2级或多级加氢反应过程如褐煤加氢直接液化反应过程的初期加氢反应器，使褐煤携带的水分和易反应羧基快速加氢产物cox快速离开加氢反应过程，避免它们通过反应器主体反应空间从而大幅度提高气相氢气分压、降低稀释氢气数量、提高反应空间液含率；也可直接回收循环料全部反应产物携带的反应热，完成反应产物的降温避免使用急冷油或过多使用急冷氢气；还可降低顶部的分离空间温度，使得产物气相中的中质烃部分冷凝成为循环液而提高供氢剂利用率；降低了循环管内循环液温度，可抑制少氢气的循环管结焦，延长操作周期；原料煤浆吸收中质烃的消泡效应，利于改善顶部气液分离效果。

背景技术：

本发明所述碳氢料，包括碳氢粉料如煤、碳氢液料如劣质重油。

本发明所述碳氢料加氢反应过程，可以是煤加氢直接液化反应过程、劣质重油加氢反应过程、煤油共加氢反应过程。

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器，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主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。

本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，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。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。

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输送或排出收集液；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，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是h-oil工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、煤加氢直接液化反应器。

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。

本发明所述二级或多级加氢方法，指的是包含二个反应级或多个反应级的加氢方法。

本发明所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的加氢反应产物的气液分离过程。因此，一级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应步骤和该加氢反应步骤产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应步骤，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应级的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完成意义上的加氢反应级。

本发明所述二级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程。

本发明所述三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程，至少一部分二级加氢生成油组成的物流进入三级加氢反应过程。更多级数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。

三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同级加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。

本发明所述似二级加氢方法，指的是近似于二级加氢方法的方法，当后级上进料返混流膨胀床反应器的返混液相流量与上进料中液相流量比值趋于无限大时，视为二级加氢方法。

本发明所述碳氢料加氢反应，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体和或固体如油和或煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制和或加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量的产物，对于煤制油加氢过程其原料煤发生热溶胀、一次热解、中间产物二次热裂化、自由基加氢稳定、热缩合等反应生成至少一部分常规沸点低于450℃的烃产物。

本发明所述碳氢料加氢反应过程，典型例子是高温煤焦油悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、油煤共炼加氢反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程。

本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物base-arp，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物arp-x用于排出加氢反应产物base-arp，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。

在碳氢料加氢反应过程的工业领域，存在大量的碳氢料如褐煤、长烟煤、生物质焦油，它们的共同特点是，初期原料含有大量的氧元素；比如煤加氢直接液化反应过程的原料褐煤、长烟煤中存在煤干燥过程未分离出的内在水(比如结晶水)，这些水在煤浆的加热及热溶过程已经从煤主体分离出成为游离水分，在高温高压状态下，部分属于气体水，部分属于液态水，通常，作为原料煤浆的组分进入煤加氢直接液化反应过程的第一反应器中；比如煤加氢直接液化反应过程的原料褐煤、长烟煤中存在的大量羧基，在煤加氢直接液化反应过程的初期，会快速反应生成气体cox，通常，作为原料煤浆的初期加氢反应产物存在并通过煤加氢直接液化反应过程的第一反应器的主体反应空间；比如生物质焦油如秸秆焦油的有机氧含量高达20～35重量％甚至更多，在秸秆焦油加氢反应过程的初期，会快速反应生成气体h2o、cox，通常，作为原料焦油的初期加氢反应产物存在并通过加氢反应过程的第一反应器的主体反应空间；比如褐煤鲁奇炉气化得到的焦油的有机氧含量高达5～10重量％甚至更多，在焦油加氢反应过程的初期，会快速反应生成气体h2o、cox，通常，作为原料焦油的初期加氢反应产物存在并通过加氢反应过程的第一反应器的主体反应空间。

在上述高杂质碳氢料的加氢反应过程的初期加氢反应过程，以褐煤加氢直接液化反应过程为例，褐煤干燥后含水量为4～5重量％，在通常的褐煤加氢直接液化反应条件下，这些水数量占褐煤加氢直接液化反应过程全部杂质气体的20～25分子％，对于操作压力20.0mpaa的反应系统，原料携带的物理水的气相分压可达1.2～1.5mpa，如果考虑褐煤中羧基快速反应生成的气体cox，褐煤加氢直接液化反应初期(停留时间低于总停留时间的10％)的产物中，水分和cox的气相分压可达1.7～2.2mpa，因此，很明显，将原料褐煤携带的游离态物理水以及加氢直接液化初期反应过程生成的气体cox及时排出反应空间，避免其存在通过后部反应空间，可以显著降低装置操作总压、提高反应空间的液含率、降低稀释氢气数量。

本发明的基本设想是：上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统，特别适合于杂质气体携带量高或快速反应生成大量气体的碳氢料2级或多级加氢反应过程如褐煤加氢直接液化反应过程的初期加氢反应器，使褐煤携带的水分和易反应羧基快速加氢产物cox快速离开加氢反应过程，避免它们通过反应器主体反应空间从而大幅度提高气相氢气分压、降低稀释氢气数量、提高反应空间液含率；也可直接回收循环料全部反应产物携带的反应热，完成反应产物的降温避免使用急冷油或过多使用急冷氢气；还可降低顶部的分离空间温度，使得产物气相中的中质烃部分冷凝成为循环液而提高供氢剂利用率；因降低循环管内循环液温度，可抑制少氢气的循环管结焦，延长操作周期；原料煤浆吸收中质烃的消泡效应，利于改善顶部气液分离效果。

与常规工艺相比，对褐煤加氢直接液化反应过程，本发明的工艺优点或特点在于：

①适合于杂质气体携带量高或快速反应生成大量气体的碳氢料，可显著降低装置操作总压即降低投资和能耗，可提高反应空间的液含率即可减少反应器体积，可降低稀释氢气数量即可减少氢气用量；

②适合于碳氢料的2级或多级加氢反应过程的第一反应级的第一反应器，因为本发明导致部分原料煤浆在第一反应器内的经过较短的停留时间即排出第一反应器，极端的情况下，原料煤浆直接进入反应器顶部的气液分离空间；

③适合于碳氢料的2级或多级加氢反应过程的第一反应级的第一反应器，要求第一反应器的返混流循环液的旬环比较高，以降低短路排出第一反应器的煤浆比例；

④可直接回收循环料全部反应产物携带的反应热，同时完成反应产物的降温避免使用急冷油或过多使用急冷氢气，可以提高后部反应器的液含率、避免急冷油热裂化损失油收率；

⑤可降低顶部分离空间温度，使得产物气相中的中质烃部分冷凝成为循环液而提高供氢剂利用率；

⑥可降低循环管内循环液温度，可抑制少氢气的循环液在循环管内结焦，延长操作周期；

⑦原料煤浆吸收中质烃的消泡效应，利于改善顶部气液分离效果，利于降低循环液的气含率；

⑧为了强化某一操作目标，可以灵活配置流程，形成多种组合工艺；与本发明人提出的氢气逆流操作流程组合，效果更佳；

⑨适合于新建装置或现有装置改造。

本发明在褐煤加氢直接液化反应过程表现出的工艺优点或特点，同样存在于其它同类碳氢料的加氢反应过程中。

本发明，本质上是一种原料煤浆脱水或初期产物脱杂质气方法。

由于煤粉，通常含有大量无法彻底干燥脱出的结晶水，也含有易于快速反应脱除的羧基含氧官能团，因此，本发明提出的问题是煤加氢直接液化反应过程存在的一个普遍问题，由于本发明的效果影响巨大，因此，本发明的出现是必然的。

根据原料碳氢料的杂质数量和类型的分布，本发明可以采用多种具体实施方式：

①可以在反应器的顶部气液分离空间直接加入原料煤浆，适合于煤粉干燥困难的原料水含量特别大的煤浆，如褐煤煤浆，通常设置原料煤浆分布器比如环管式分布器，以便与反应器内的上升物料均匀混合；

②可以在反应器的顶部气液分离空间的集液杯的下部加入原料煤浆，通常设置原料煤浆分布器比如环管式分布器，以便与反应器内的上升物料均匀混合，然后利用集液杯与反应器器壁形成的节流混合效应，强化混合效果；

③可以在反应器的半程位置加入原料煤浆，通常设置原料煤浆分布器比如环管式分布器，最好还设置再分布器，实现煤浆与与反应器内的上升物料均匀混合，然后利用在分布器形成的节流混合分布效应，强化混合效果；适合于煤粉中含有大量易热裂解或易加氢氢解的杂质组分的煤种。

本发明，可以通过变化各级加氢反应过程的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的碳氢物料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺。

本发明所述方法未见报道。

因此，本发明的第一目的是提出上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统，可应用于杂质气体携带量高或快速反应生成大量气体的碳氢料的2级或多级加氢反应过程，碳氢料可以是油和或煤。

本发明第二目的是提出上进料上流式返混流膨胀床高含氧煤的加氢直接液化反应器系统。

本发明第三目的是提出上进料上流式返混流膨胀床高含氧烃油的加氢反应器系统。

技术实现要素：

本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统，其特征在于包括以下步骤：

在碳氢料加氢反应过程ru，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料ruf1进行加氢反应rur转化为最终加氢反应产物rup；回收最终加氢反应产物rup；最终加氢反应产物rup，为1路或2路或多路物料；

碳氢料加氢反应过程ru，加工包含第一原料ruf1的物料1atf，设置基于第一原料ruf1的液料的串联操作的至少2个反应级；

所述一个反应级，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一加氢反应器1are系统为液体产物循环式上流式膨胀床加氢反应器系统；第一加氢反应器1are设置内置式集液杯、收集液导流管和循环液体产物增压器；在反应器1are内的顶部空间设置至少脱出部分液体的气液分离区kd，得到液体产物收集液和其它含气体产物，至少一部分收集液经循环液体产物增压器加压后，返回第一加氢反应器1are的主体反应空间循环加工；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为液体产物收集液和其它含气体产物；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一加氢反应器1are可能排出的含液体产物，进入后续加氢反应过程中。

本发明碳氢料加氢反应过程ru，可以选自下列加氢反应过程的一种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程，包括不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化反应过程、使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化反应过程、煤临氢热溶液化过程、煤油共炼过程；

②煤加氢直接液化反应过程所得液化油的加氢过程；

③中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

④高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑤页岩油重油或页岩油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑥石油砂基重油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑦石油基重油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化

过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于45％和或胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油。

本发明在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和其它产物；所述前部反应区11are的体积，占第一加氢反应器1are全部反应区体积的比例，可以选自下列规定中的一种：

①大于95％；

②大于75％；

③大于50％；

④大于25％。

本发明碳氢料加氢反应过程ru的第一加氢反应器1are的操作方式，可以选自下列的1种或几种的组合：

①带液体产物循环的上流式沸腾床加氢反应器；

②带液体产物循环的上流式悬浮床加氢反应器；

③带液体产物循环的上流式“悬浮床与沸腾床”组合床反应器。

本发明碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，第一加氢反应器1are使用的循环液体增压器，可以选自下列的1种或几种的组合：

①为文丘里加压器wdp；

文丘里加压器wdp，动力介质为氢气原料1ah1或浆液原料ruf1或混合原料；

②为屏蔽电机驱动的离心泵。

本发明碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1中水的重量比例，可以选自下列规定中的一种：

①大于5％；

②大于4％；

③大于3％

④大于2％。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，第一原料ruf1可以进入反应器1are内的顶部气液分离区kd中，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的最终产物混合为混合物kmf，混合物kmf在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和其它含气体产物。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为液体产物收集液和其它含气体产物；其它含气体产物的相态可以选自下列规定中的一种：

①气液混相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为部分脱液式；

②气相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式。

本发明在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，第一原料ruf1进入反应器1are内的顶部气液分离区kd中，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的最终产物混合为混合物kmf，混合物kmf在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和气体产物，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式此时，反应器1are的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：

①控制上部集液杯内聚液区的液位；

②控制反应器壳体内上部含液料位的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度；

③控制反应器壳体内上部的专用排液斗的聚液区的液位。

本发明，通常，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，煤粉的液化率为85～98％。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，可以同时掺炼重油fd；

通常，重油fd的加氢热裂化转化率，大于90％。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，操作条件通常为：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200～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的助催化剂添加量为助催化剂中硫s/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为10～60质量％，反应停留时间ta为0.5～4小时；

第一加氢反应器1are系统，操作条件为：反应温度为390～475℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为200～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的助催化剂添加量为助催化剂中硫s/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为20～60质量％，反应停留时间ta1为总反应停留时间ta的0.05～0.65。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，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粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，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，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，进入煤加氢直接液化反应过程ru的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，通常，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；

供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉sf的重量流率sf-w的比值为剂煤比k100，k100＝(ds-w)/(sf-w)，k100为0.35～2.0。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应级，其中反应级之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：

①存在至少1个反应级，其反应过程接收上游反应级的含氢气产物，与浆液物料的主体流向同向并流，属于存在氢气物料顺流操作的反应过程；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，设置浆液串联操作的2个或多个反应级，其中反应级之间存在浆液的串联流动，以浆液在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程ru，至少包含浆料物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间氢气物料与浆液的主体流向同向并流，属于液、气顺流串联反应过程；

第一反应级排出含气相和液相的混相产物1rtp；

设立第二反应级，使用至少一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re；第一反应级的含气相和液相的混相产物1rtp作为下进料进入反应器2re下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2re-tp排出反应器2re；

②煤加氢直接液化反应过程ru，至少包含浆料物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间属于浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

第一反应级排出含气相和液相的混相产物1rtp、重量上主要由含固液料组成的液料1rlp；

设立第二反应级，使用一台液体产物循环式上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re，第一反应级产物液料1rlp作为下进料进入反应器2re下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

同时，第一反应级的含气相和液相的混相产物1rtp作为上进料进入反应器2re上部，与反应器2re内物料混合接触；

反应器2re，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2re的下部反应空间中循环加工；

③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；此时，在反应器1are内设置气体的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，降低排出反应器中的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用喷雾洗涤方式

②进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用填料层逆流洗涤方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流洗涤方式，在反应器1are内的上部气相空间，设置内置式冷却器。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；在反应器1are内设置气体的中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内中质烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式

②进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在反应器1are内的上部气相空间，设置内置式冷却器。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；

在洗涤分离器wd中，反应器1are排出的气体1are-vp与洗涤液wd-lf接触后分离为洗涤富液wd-lp和洗涤净化气wd-vp，洗涤净化气wd-vp中的固体颗粒的重量浓度低于气体1are-vp中的固体颗粒的重量浓度和或洗涤净化wd-vp气中的高沸点烃组分的重量浓度低于气体1are-vp中的高沸点烃组分的重量浓度，至少一部分洗涤富液wd-lp返回反应器1are的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：

①在洗涤分离器wd中，采用喷雾洗涤方式，使洗涤液wd-lf与气体1are-vp接触；

②在洗涤分离器wd中，采用填料层逆流洗涤方式，使洗涤液wd-lf与气体1are-vp接触；

③在洗涤分离器wd中，设置内置式冷却器，进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液充当回流洗涤液的洗涤方式。

本发明，至少一部分洗涤富液wd-lp，可以自流返回反应器1are的反应空间循环使用；

此时，洗涤分离器wd的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进至少一部分洗涤富液wd-lp，可以自流返回反应器1are内上部的液体收集杯内循环使用；

此时，洗涤分离器wd的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分洗涤富液wd-lp，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器1are的反应空间循环使用。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；

在中质烃回收器cmld中，设置回收气体产物内中质烃的冷凝回流功能，降低排出中质烃回收器cmld中的气体产物cmld-vp内中质烃组分的含量，得到含中质烃的凝液cmld-lp，至少一部分凝液cmld-lp返回反应器1are的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器cmld中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式

②进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器cmld中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在中质烃回收器cmld中，设置内置式冷却器。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以自流返回反应器1are的反应空间循环使用；

此时，中质烃回收器cmld的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以自流返回反应器1are内上部的液体收集杯内循环使用；

此时，中质烃回收器cmld的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器1are的反应空间循环使用。

附图说明

以下结合附图来描述本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的结构和系统功能，但是，它不能限定本发明的内容和应用领域。

图1是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第1种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图1所示，本发明的上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器1are的第1种功能结构图和工艺原则流程示意图，用于煤加氢直接液化反应过程，属于“原料煤浆进入反应器顶部气液分离空间与来自反应器1are内部主体反应空间的上升产物混合后进行气液分离和液相分配”的操作模式，适合于原料煤浆中含有较多水分以及煤浆加热升温过程快速热裂解产生大量气体产物的煤加氢直接液化反应系统，比如含水、含大量羧基的褐煤的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111输送的可能含有氢气的油煤浆物料1af，与可能存在的经管道165输送的循环液相1arl2(可能含有气相)混合为上部混合进料1atf，经管道112输送进入反应器1are的顶部气液分离区kd中，通常经过分布器112cp后均匀分布喷向气液分离空间kd，与来自反应器内部主体反应空间的上升产物1arl1-p混合后进行气液分离和液相分配，具体工作方式不受限制，图1中表示了1种工作方式。

如图1所示，可能使用的经管道165输送的循环液相1arl2，具有以下作用：

①因为循环液相1arl2来自于集液杯1av收集的液相，因此，循环液相1arl2在管道112内与物料1af的强制混合过程，本质上是物料1af与反应器1are内部主体反应空间的上升产物的混合过程的预混合过程，利于提高物料1af在气液分离空间kd的分散均匀度，利于降低短路未混合原料煤浆直接排出反应器1are的流量；

②因为循环液相1arl2的操作温度通常高于物料1af的操作温度，因此，循环液相1arl2在管道112内与物料1af的强制混合过程，本质上也是物料1af的预热过程，利于物料1af中液态水汽化、利于加快易反应组分的加氢反应速度，从而利于提高杂质气体的排放量。

图2是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的顶部混合进料1atf的环管分布器112cp的详图。

如图2所示，是分布器112cp的顶视图，1are-shell是反应器1are的壳体，181是反应器1are的顶部气液混相料排出管，112cp是反应器1are的上部混合进料1atf的环管分布器，112cph是环管分布器112cp的布料孔，112in是管道112在反应器1are内的连接环管分布器112cp的管段。

如图2所示，管道112输送的上部混合进料1atf经过连接管112in进入环管分布器112cp中，通过布料孔112cph喷向分离空间。

如图2所示，混合料1atf经管道112进入环管分布器112cp，通过分布孔112cph向下部喷入液体收集杯中与产物1arl1-p混合，或者向上部喷向反应器的顶部器壁然后降落与产物1arl1-p混合并进入液体收集杯中，或者大体水平方向喷出喷向反应器的侧壁然后降落与产物1arl1-p混合并进入液体收集杯中，当然也可以大体斜向外侧的下部方向喷出喷向液体收集杯中。

如图1所示，混合料1atf经环管分布器112cp分布后与产物1arl1-p混合为混合物top-mix，混合物top-mix在由反应器顶部器壁和液体收集杯1av组成的部分脱液空间kd进行气液分离。如图1所示，顶部产物中的混合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1are，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161输送，与经管道171输送的底部氢气物料1ah1混合后，作为底部总体原料1abf经底部进料口进入反应器1are中循环加工。

如图1所示，底部总体原料1abf通常经反应器1are底部进料口上部安装的进料分配器1abfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1abs的整个水平进料截面上；1abfs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1abs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1absk，每个分配单元1absk设置分配盘1abs下部进料管(图中未示出)和分配盘1abs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1abs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1abs下部进料管穿过分配盘1abs后进入分配盘1abs上部泡罩中，然后经过分配盘1abs上部泡罩与分配盘1abs下部进料管的穿过分配盘1abs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1are-r转化为反应器1are的主反应区产物1arl1-p，并上行通过反应器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组成的混合和部分脱液式气液分离空间，与经环管分布器112cp分布后的顶部煤浆进料1atf混合为混合物top-mix，并进行气液分离。

如图1所示，顶部混合物top-mix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181上行排出反应器1are，经管道182进入下游加工流程中。

图3是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图3所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图1所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第1种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：原料煤浆进入反应器1are主体反应空间的顶部区域，与来自反应器1are内部主体反应空间的上升中间产物混合后，利用反应器1are上部内壁与液体收集杯1av外壁之间的环形间隙存在的强制混合作用强化混合效果。

如图3所示，在反应器1are系统中，混合料1atf，经管道112输送进入反应器1are的主体反应空间的顶部区域，通常经过分布器112cp后均匀分布喷向反应空间，与来自反应器1are内部主体反应空间的上升中间产物1arl1-mp混合为kmf后，进行少量煤加氢直接液化反应转化为总体反应产物top-mix，总体反应产物top-mix上行通过反应器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组成的部分脱液式气液分离空间kd，并进行气液分离。如图3所示，主反应区被分割为两个区域，11are是混合料1atf入口以下的反应区，11are是混合料1atf入口以上的反应区。

图4是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的上部混合进料1atf的环管分布器112cp的详图。

如图4所示，是分布器112cp的顶视图，1are-shell是反应器1are的壳体，集液杯截面未表示，112cp是上部混合进料1atf的环管分布器，112cph是环管分布器112cp的布料孔。

如图4所示，管道112输送的上部混合进料1atf进入环管分布器112cp中，通过布料孔112cph喷向分离空间。

如图4所示，混合料1atf经管道112进入环管分布器112cp，通过分布孔112cph向下部喷入反应空间中与中间产物1arl1-mp混合，或者向上部喷向集液杯器壁然后与中间产物1arl1-mp混合，或者大体水平方向喷出喷向反应器的侧壁和或集液杯器壁然后与产物1arl1-mp混合。

图5是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第3种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图5所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第3种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图3所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：含原料煤浆的混合料1atf进入反应器1are主体反应空间的中部区域，这样增加了混合料1atf中原料煤浆1af第一次流过反应器1are主体反应空间的停留时间，因而能够加氢热裂解转化更多的易反应组分，排出更多的杂质气体，利于降低下部反应空间11are中杂质气体的产率、产量、气相分压，利于提高下部反应空间11are的气相氢气分压，适合于物料1af中携带水分较少但是含有较多产生气体的易反应组分的情况。

图6是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第4种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图6所示，本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第4种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图5所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第3种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：使用再分配盘1ats，对注入反应器1are中部的混合料1atf与下部中间反应产物1arl1-mp的混合物进行强制混合，提高上部反应过程12are进料的均匀度。

如图6所示，混合料1atf经管道112进入环管分布器112cp，通过分布孔112cph喷入反应空间中与中间产物1arl1-mp混合为kmf后，通过再分配盘1ats向上部反应空间12are分布进料；再分配盘1ats，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1atsk，每个分配单元1atsk设置再分配盘1ats下部进料管(图中未示出)和再分配盘1ats上部泡罩(图中未示出)，来自再分配盘1ats下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过再分配盘1ats下部进料管穿过再分配盘1ats后进入再分配盘1ats上部泡罩中，然后经过再分配盘1ats上部泡罩与再分配盘1ats下部进料管的穿过再分配盘1ats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的上部反应空间12are的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应区12are的主反应区产物1arl1-p，并上行通过反应器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组成的部分脱液式气液分离空间kd，进行气液分离。

图7是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第5种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图7所示，本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第5种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图3所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：使用液相产物专用收集器1av2和排液管道1av2p。

如图7所示，顶部总体反应产物top-mix通过反应器1are上部内壁与液体收集杯1av1、1av2外壁之间的间隙后，进入反应器1are上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1av1、1av2组成的基本脱液空间kd中；如图7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1av1、1av2中，并在收集杯1av1、1av2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1av1底部的导管1av1p中向下流动排出反应器1are，经过管道158进入循环加压泵apump中，加压后的循环液相进入反应器1are中循环加工。

如图7所示，顶部产物分离为循环液相1arl、1are-lp和顶部气液产物1artp；液体排出物1are-lp，在反应器1are顶部气相压力的作用下，经过液体收集杯1av2液面之下的产物导流管1av2p下行侧排流出反应器1are，进入下游加工流程中；顶部气液产物1artp，在反应器1are顶部气相压力的作用下，经过液体收集杯1av1液面之下的上行导管181上流排出反应器1are，进入下游加工流程中。

图8是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第6种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图8所示，本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第6种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图3所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：使用体积更大的气相脱液空间1are-vd，实现气液清晰分离，排出顶部气体产物1are-vp。

如图8所示，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式，此时，反应器1are的顶部含液料位的控制方式，是控制反应器壳体内上部含液料区域的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度。

如图8所示，液位控制阀278设置在排放管路206上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，液位传感器275通过管道2751、2752与反应器1are内部连通，对反应器1are筒体内的反应物料液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278，液位控制阀278根据接收到的液位信号来控制开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度，一方面可以防止冲塔，另一方面可以有效控制物料在煤液化反应器内的停留时间。液位传感器275可以是放射性核料液位计、也可以是膜盒差压液位计，优选为放射性核料液位计。另外，液位控制阀278可选用碳化硅材质的耐高温、耐磨损的阀芯及阀座。

图9是本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第7种功能结构图和工艺原则流程示意图。

如图9所示，本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第7种功能结构图和工艺原则流程示意图，与图8所示本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第6种功能结构图和工艺原则流程示意图的不同之处在于：反应器1are的顶部含液料区域的控制方式，是控制上部集液杯内聚液区的液位。

如图9所示，通过液位传感器275、2751、2755对反应器内的上部集液杯内聚液区的液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278控制其开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度。

对于图7所示本发明的上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统的第5种功能结构图和工艺原则流程示意图，反应器1are的顶部含液料位的控制方式，可以是控制反应器1are壳体内上部的专用排液斗1av2的聚液区的液位。

如图8所示是本发明的反应器顶部气相空间1are-vd，可以设置气体产物的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，以降低排出反应器的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量。

如图8所示是本发明的反应器顶部气相空间1are-vd，可以设置回收气体内中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内的中质烃组分的含量。

如图8所示是本发明的反应器1are排出的气体1are-vp，可以在洗涤分离器wd中与洗涤液wd-lf接触，实现气体1are-vp的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，回收洗涤富液wd-lp返回反应器1are的反应空间循环使用。

如图8所示是本发明的反应器1are排出的气体1are-vp，可以在中质烃回收器cmld中，回收气体产物内中质烃，得到含中质烃的凝液cmld-lp，至少一部分凝液cmld-lp返回反应器1are的反应空间循环使用。

图1～图9所示的第一煤加氢直接液化反应器系统，与下游的1台或2台或多台煤加氢直接液化反应器系统组合，可以构成浆液串联加工的2级或多级煤加氢直接液化反应过程。

在本发明的具体应用流程之中，如图1～图9所示的流程之中，根据操作压力的不同，某些浆液的输送可能需要使用加压泵，2路或多路来源相同去向不同的浆液的加压过程可以联合加压，以减少高压泵台数、降低投资。

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。

本发明所述的柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。

本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃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。

本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢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。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：

加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。

本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。

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。

本发明所述碳氢料，指的是含碳、氢元素的液体和或固体，如油和或煤。

本发明所述碳氢料加氢反应过程ru，指的是以碳氢料为原料的加氢反应过程，包括碳氢料的加氢精制反应和或催化加氢裂化反应和或加氢热裂化反应和或热裂化自由基碎片的加氢稳定反应等反应过程。

本发明所述碳氢粉料加氢直接液化过程，主要指的是煤加氢直接液化过程，但是可以包括与煤粉联合液化的主要由碳元素、氢元素组成的其它碳氢粉料，比如废塑料、废橡胶等固体制成的可用于液化的粉料。通常，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的碳氢粉料加氢直接液化过程使用供氢溶剂油。

本发明所述重油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类，较佳者主要是由常规沸点高于450℃的烃类组成的重质烃油，最好主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重质烃油，特别地宜为主要是由常规沸点高于530℃的氢含量低的富含芳香结构单元的重质烃类组成的劣质重油；对于劣质重油的加氢反应过程特别是加氢热裂化反应过程，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的劣质重油加氢反应过程需要使用供氢溶剂油。

所述碳氢料的加氢精制反应，可以是加氢脱杂质反应如加氢脱金属反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机硫反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机氯反应、加氢脱有机氟反应，可以是不饱和碳碳键的加氢饱和反应如烯烃加氢饱和反应、炔烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应，可以是上述反应中的一种或几种。所述碳氢料的加氢热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，通常总是相伴出现的，它普遍地存在于煤和或重油的高温加氢热裂化反应过程中，如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼的加氢反应过程、重油加氢热裂化反应过程、重油加氢化反应过程中。

因此，本发明所述的碳氢料加氢反应过程，可以是煤和或劣质重油的高温加氢反应过程，甚至于，可以是超重油加氢脱金属反应过程、加氢脱硫反应过程、加氢脱氮反应过程，可以是超重油加氢裂化反应过程的前部加氢精制反应步骤如加氢脱金属反应步骤、加氢脱硫反应步骤和或加氢脱氮反应步骤。

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通过加氢使煤加氢直接液化的方法，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newlg)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)：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；

⑥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。

煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，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200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，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加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，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行加工。

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，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接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加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接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、加热后进入煤加氢直接液化反应器。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程，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(通常为煤加氢直接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、加氢直接液化的反应过程。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢直接液化反应流出物中，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直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接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，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油a，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接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。

本发明所述加氢反应器，基本部件通常有：

①反应器壳体；

②反应器壳体上的开口(或称为接管)；

③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；

④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；

⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯ld和液体导管lk；

⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；

⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产品引出管。

⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；

本发明所述反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。

本发明上流式反应器，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。

关于碳氢料加氢技术，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用。

对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。

本发明，特别适合于芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，因为这些中质烃通常富集了芳烃含量高的烃组分和或部分加氢饱和的芳烃组分，这些组分具有以下特点：

①芳烃类组分的液相，可以溶解加氢热裂化过程产生的胶质、沥青质，防止它们聚集缩合生焦；

②芳烃类组分的液相，对氢气的溶解度较高，利于氢气对目标反应物重烃组分的传递；

③部分加氢饱和的芳烃组分，属于供氢烃。

本发明，特别适合的芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，能够构成在线循环供氢溶剂低成本生产，且大部分甚至全部供氢溶剂的前生物来自于加氢热裂化反应过程ru的反应产物的烃类。

以下描述本发明的特征部分。

本发明上进碳氢料的液体产物循环式上流膨胀床加氢反应器系统，其特征在于包括以下步骤：

在碳氢料加氢反应过程ru，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料ruf1进行加氢反应rur转化为最终加氢反应产物rup；回收最终加氢反应产物rup；最终加氢反应产物rup，为1路或2路或多路物料；

碳氢料加氢反应过程ru，加工包含第一原料ruf1的物料1atf，设置基于第一原料ruf1的液料的串联操作的至少2个反应级；

所述一个反应级，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一加氢反应器1are系统为液体产物循环式上流式膨胀床加氢反应器系统；第一加氢反应器1are设置内置式集液杯、收集液导流管和循环液体产物增压器；在反应器1are内的顶部空间设置至少脱出部分液体的气液分离区kd，得到液体产物收集液和其它含气体产物，至少一部分收集液经循环液体产物增压器加压后，返回第一加氢反应器1are的主体反应空间循环加工；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为液体产物收集液和其它含气体产物；

在碳氢料加氢反应过程ru，第一加氢反应器1are可能排出的含液体产物，进入后续加氢反应过程中。

本发明碳氢料加氢反应过程ru，可以选自下列加氢反应过程的一种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程，包括不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化反应过程、使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化反应过程、煤临氢热溶液化过程、煤油共炼过程；

②煤加氢直接液化反应过程所得液化油的加氢过程；

③中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

④高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑤页岩油重油或页岩油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑥石油砂基重油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑦石油基重油热加工过程所得油品的加氢过程；所述热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于45％和或胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油。

本发明在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和其它产物；所述前部反应区11are的体积，占第一加氢反应器1are全部反应区体积的比例，可以选自下列规定中的一种：

①大于95％；

②大于75％；

③大于50％；

④大于25％。

本发明碳氢料加氢反应过程ru的第一加氢反应器1are的操作方式，可以选自下列的1种或几种的组合：

①带液体产物循环的上流式沸腾床加氢反应器；

②带液体产物循环的上流式悬浮床加氢反应器；

③带液体产物循环的上流式“悬浮床与沸腾床”组合床反应器。

本发明碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，第一加氢反应器1are使用的循环液体增压器，可以选自下列的1种或几种的组合：

①为文丘里加压器wdp；

文丘里加压器wdp，动力介质为氢气原料1ah1或浆液原料ruf1或混合原料；

②为屏蔽电机驱动的离心泵。

本发明碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1中水的重量比例，可以选自下列规定中的一种：

①大于5％；

②大于4％；

③大于3％

④大于2％。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，第一原料ruf1可以进入反应器1are内的顶部气液分离区kd中，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的最终产物混合为混合物kmf，混合物kmf在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和其它含气体产物。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，不经过第一加氢反应器1are的主体反应空间的前部反应区11are，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的中间产物或最终产物混合为混合物kmf，基于混合物kmf的物料在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为液体产物收集液和其它含气体产物；其它含气体产物的相态可以选自下列规定中的一种：

①气液混相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为部分脱液式；

②气相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式。

本发明在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，第一原料ruf1进入反应器1are内的顶部气液分离区kd中，与第一加氢反应器1are的主体反应空间的最终产物混合为混合物kmf，混合物kmf在反应器1are内的顶部气液分离区kd中，分离为收集液1arl和气体产物，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式此时，反应器1are的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：

①控制上部集液杯内聚液区的液位；

②控制反应器壳体内上部含液料位的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度；

③控制反应器壳体内上部的专用排液斗的聚液区的液位。

本发明，通常，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，煤粉的液化率为85～98％。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，可以同时掺炼重油fd；

通常，重油fd的加氢热裂化转化率，大于90％。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，操作条件通常为：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200～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的助催化剂添加量为助催化剂中硫s/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为10～60质量％，反应停留时间ta为0.5～4小时；

第一加氢反应器1are系统，操作条件为：反应温度为390～475℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为200～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的助催化剂添加量为助催化剂中硫s/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为20～60质量％，反应停留时间ta1为总反应停留时间ta的0.05～0.65。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，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粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，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，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，进入煤加氢直接液化反应过程ru的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，通常，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；

供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉sf的重量流率sf-w的比值为剂煤比k100，k100＝(ds-w)/(sf-w)，k100为0.35～2.0。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应级，其中反应级之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：

①存在至少1个反应级，其反应过程接收上游反应级的含氢气产物，与浆液物料的主体流向同向并流，属于存在氢气物料顺流操作的反应过程；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，碳氢料加氢反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，设置浆液串联操作的2个或多个反应级，其中反应级之间存在浆液的串联流动，以浆液在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程ru，至少包含浆料物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间氢气物料与浆液的主体流向同向并流，属于液、气顺流串联反应过程；

第一反应级排出含气相和液相的混相产物1rtp；

设立第二反应级，使用至少一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re；第一反应级的含气相和液相的混相产物1rtp作为下进料进入反应器2re下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2re-tp排出反应器2re；

②煤加氢直接液化反应过程ru，至少包含浆料物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间属于浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

第一反应级排出含气相和液相的混相产物1rtp、重量上主要由含固液料组成的液料1rlp；

设立第二反应级，使用一台液体产物循环式上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re，第一反应级产物液料1rlp作为下进料进入反应器2re下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

同时，第一反应级的含气相和液相的混相产物1rtp作为上进料进入反应器2re上部，与反应器2re内物料混合接触；

反应器2re，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2re的下部反应空间中循环加工；

③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；此时，在反应器1are内设置气体的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，降低排出反应器中的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用喷雾洗涤方式

②进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用填料层逆流洗涤方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流洗涤方式，在反应器1are内的上部气相空间，设置内置式冷却器。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；在反应器1are内设置气体的中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内中质烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式

②进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器1are内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在反应器1are内的上部气相空间，设置内置式冷却器。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；

在洗涤分离器wd中，反应器1are排出的气体1are-vp与洗涤液wd-lf接触后分离为洗涤富液wd-lp和洗涤净化气wd-vp，洗涤净化气wd-vp中的固体颗粒的重量浓度低于气体1are-vp中的固体颗粒的重量浓度和或洗涤净化wd-vp气中的高沸点烃组分的重量浓度低于气体1are-vp中的高沸点烃组分的重量浓度，至少一部分洗涤富液wd-lp返回反应器1are的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：

①在洗涤分离器wd中，采用喷雾洗涤方式，使洗涤液wd-lf与气体1are-vp接触；

②在洗涤分离器wd中，采用填料层逆流洗涤方式，使洗涤液wd-lf与气体1are-vp接触；

③在洗涤分离器wd中，设置内置式冷却器，进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液充当回流洗涤液的洗涤方式。

本发明，至少一部分洗涤富液wd-lp，可以自流返回反应器1are的反应空间循环使用；

此时，洗涤分离器wd的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进至少一部分洗涤富液wd-lp，可以自流返回反应器1are内上部的液体收集杯内循环使用；

此时，洗涤分离器wd的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分洗涤富液wd-lp，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器1are的反应空间循环使用。

本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ruf1作为第一加氢反应器1are的上部进料使用，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；

在中质烃回收器cmld中，设置回收气体产物内中质烃的冷凝回流功能，降低排出中质烃回收器cmld中的气体产物cmld-vp内中质烃组分的含量，得到含中质烃的凝液cmld-lp，至少一部分凝液cmld-lp返回反应器1are的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：

①进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器cmld中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式

②进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器cmld中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；

③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在中质烃回收器cmld中，设置内置式冷却器。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以自流返回反应器1are的反应空间循环使用；

此时，中质烃回收器cmld的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以自流返回反应器1are内上部的液体收集杯内循环使用；

此时，中质烃回收器cmld的底部液面标高，高于反应器1are内液相物料存在区域的标高。

本发明，至少一部分凝液cmld-lp，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器1are的反应空间循环使用。

以下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ru，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。