一种上流式反应器
阅读：1发布：2021-01-06
专利汇可以提供一种上流式反应器专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 涉及一种上流式反应器，包含设置1个或2个或多个催化剂床层的下段催化反应区和设置集液室的上段气液分离区，催化剂床层可以是固定床和或微膨胀床和或在线置换床，在反应器内整个物流流动方向上，下段催化反应区和上段气液分离区为 串联 关系。本发明组合了上流式反应器和反应产物气液分离器的功能，简化了分离器结构，提高了分离效率，特别适合用作中低温 煤 焦油深度加氢改质过程的预加氢反应器。自分离器的集液室排出的液体可以作为返回上游流程的循环油使用，其余液体和或气体作为预加氢反应产物进入深度加氢改质反应器；或者自分离器的集液室排出的液体和自分离器的气相空间排出的气体分别进行后续处理。，下面是一种上流式反应器专利的具体信息内容。
1.一种上流式反应器，其特征在于：在一台反应器RE的壳体RES内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起，下段REDS设置1个或2个或多个催化剂床层，上段REUS设置集液室CLD；主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE，主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，来自集液室CLD的液相区的液体产物REPL排出反应器RE。
2.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置2个或多个催化剂床层，催化剂床层之间的空间设置流入支路进料REF2的支路进料口。
3.根据权利要求2所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置2个或多个催化剂床层，催化剂床层之间的空间设置支路进料REF2的支路进料口，催化剂床层之间的空间还设置与支路进料口连接的支路进料分配器，支路进料分配器的工艺作用是：使支路进料REF2均匀分布在反应器内主流工艺介质的流动截面上。
4.根据权利要求2所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置2个或多个催化剂床层，催化剂床层之间的空间设置支路进料REF2的支路进料口，催化剂床层之间的空间设置有使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合的混合部件，混合部件的工艺作用是：使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合均匀。
5.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置的催化剂床层的入口，设置有床层进料分配器，床层进料分配器的工艺作用是：在反应器内主流工艺介质的流动截面上使床层进料均匀分布在床层底部。
6.根据权利要求2所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置的催化剂床层的入口，设置有床层进料分配器，床层进料分配器的工艺作用是：在反应器内主流工艺介质的流动截面上使床层进料均匀分布在床层底部。
7.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为固定床。
8.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为上流式膨胀床。
9.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其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定义为床层膨胀比，KBED低于1.10。
10.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其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定义为床层膨胀比，KBED低于1.05。
11.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其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定义为床层膨胀比，KBED低于1.02。
12.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为上流式在线移动床，所述上流式在线移动床，床层内工艺介质向上流动，以连续的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
13.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
催化剂床层为在线间歇式置换床，所述在线间歇式置换床，床层内工艺介质向上流动，以间歇的方式卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
14.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道PP，通道PP布置于反应器RE的壳体内，通道PP穿过分段隔板。
15.根据权利要求1所述的上流式反应器，其特征在于：
在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道PP，通道PP布置于反应器RE的壳体外，此时，分段隔板将反应器壳体RES内的下段REDS空间与上段REUS空间隔离。
16.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14
或15所述的上流式反应器，其特征在于：主进料REF1为含有烃油的物流。
17.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14
或15所述的上流式反应器，其特征在于：主进料REF1为高芳烃原料HDS，下段REDS设置的上流式催化反应区进行高芳烃原料HDS的加氢改质过程；
高芳烃原料HDS选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，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；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，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；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
18.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
下段REDS设置的上流式催化反应区的操作条件为：温度为170～480℃、压力为4.0～
30.0MPa。
19.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后进入产生主进料REF1的反应器内循环使用。
20.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后进入产生支路进料REF2的反应器内循环使用。
21.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1进入反应器RE内循环使用。
22.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1的一部分进入反应器RE内循环使用。
23.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的进入反应器RE内循环使用。
24.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的一部分进入反应器RE内循环使用。
25.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS设置集液室CLD，通过设置有阀门的管路与下段REDS设置的催化剂床层的上部空间联通，在反应器紧急停工阶段，用自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL冲洗催化剂床层，催化剂床层内制造下流式流体流动，催化剂床层内的流体排出反应器RE进入收集系统。
26.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，进入反应器REPG-R。
27.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，部分气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，进入反应器REPG-R。
28.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，至少一部分液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，进入反应器REPL-R。
29.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，全部液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，进入反应器REPL-R。
30.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，部分气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPG-CS。
31.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，至少一部分液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPL-CS。
32.根据权利要求17所述的上流式反应器，其特征在于：
上段REUS，部分气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPG-CS；
上段REUS，至少一部分液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPL-CS；
至少一部分冷却过程REPG-CS和冷却过程REPL-CS共用。
一种上流式反应器
技术领域
[0001] 本发明涉及一种上流式反应器，将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起，包含设置1个或2个或多个催化剂床层的催化反应区即下段和设置集液室的气液分离区即上段；特别地讲，本发明涉及一种用于烃加氢过程的将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起的上流式反应器；更特别地讲，本发明涉及一种中低温煤焦油深度加氢改质过程特别是预加氢过程使用的将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起的上流式反应器。
背景技术
[0002] 以下描述现有的工艺物流向上流动的上流式加氢反应器或上流式加氢反应器系统。
[0003] 催化剂表面易积固的烃加氢过程比如渣油加氢裂化过程、煤直接液化过程等使用的上流式反应器，有多种已知的形式，比如上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式移动床、上流式在线置换床、沸腾床、悬浮床、鼓泡床及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。
[0004] 石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。
[0005] 石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；
因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差；此类技术的工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，均使用沸腾床反应器系统，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响。与沸腾床反应器系统相比，悬浮床反应器系统，还必须设置催化剂与原料的均匀混合系统，必须设置催化剂与加氢生成油的分离系统，对设备、管道、阀门的耐冲刷能力也提出了一定得要求，故而系统更为复杂。
因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差；此类技术的工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，均使用沸腾床反应器系统，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响。与沸腾床反应器系统相比，悬浮床反应器系统，还必须设置催化剂与原料的均匀混合系统，必须设置催化剂与加氢生成油的分离系统，对设备、管道、阀门的耐冲刷能力也提出了一定得要求，故而系统更为复杂。
[0006] 高膨胀比的沸腾床或悬浮床，因为其单床层温升通常已经很高且反应产物的二次整流难度较大，采用高膨胀比的沸腾床或悬浮床的反应器，在一个壳体内通常仅设置一个床层，这也限制了沸腾床或悬浮床对催化剂的组合利用，这也是沸腾床或悬浮床技术的一个缺点。
[0007] 然而，无论是何种形式的加氢反应器及其催化剂，都必须基于工艺目标，以优化反应效果、增强安全性、增强灵活性、简化操作、降低投资等诸目标中的一个或几个进行适应性优化设计。对于胶状沥青状组分含量高的中低温煤焦油的深度加氢改质过程的预加氢过程，特别是对于其煤沥青的浅度预加氢过程，其工艺目标是完成胶状沥青状组分的浅度轻质化，固定床加氢精制实验数据表明，在合适的高氢压、中高温、适度功能的加氢精制催化剂和反应停留时间条件下比如在15.0MPa的氢气分压、250～350℃的温度、组合使用“加氢-1保护剂+加氢脱金属剂+加氢脱残炭剂+加氢脱硫剂”、0.3～1.5h 的液时空速条件下，使用固定床加氢反应器可以完成“沥青质组分→胶质→稠环芳烃→多环芳烃”的以高压中温液相加氢精制反应为主的轻质化转化。这一点，与石油基渣油的加氢脱硫或加氢裂化有着较大甚至是某种程度上本质的差异，不能简单移植富含大分子量胶状沥青状组分的石油基渣油的加氢轻质化技术(即通常所述的渣油加氢裂化过程)应用于富含胶状沥青状组分的中低温煤焦油的煤沥青的加氢轻质化过程。
[0008] 中低温煤焦油的煤沥青的深度加氢改质过程的预加氢过程特别是浅度预加氢过程，本发明关于其反应器系统设备结构功能的理念和设计原则是：
[0009] ①不宜优先选择沸腾床或悬浮床反应器系统：
[0010] 大体而言，中低温煤焦油中的胶状沥青状组分的“沥青质组分→胶质→稠环芳烃→多环芳烃”氢解历程中的热裂解任务与石油基渣油的胶状沥青状组分的热裂解任务相比小得多；不宜优先选择存在系统复杂、操作温度过高而造成的过度热裂化过程伴生的快速大量结焦和大量产气、催化剂耗量大、因反应器内存在大量返混而造成的产品质量较差、反应器空间效率低等多项缺点的催化剂床层膨胀比高的膨胀床反应器系统，即不宜优先选择沸腾床或悬浮床反应器系统；
[0011] ②预加氢反应过程甚至中低温煤焦油深度加氢改质过程的全过程，不宜使用下流式固定床反应器：
[0012] 由于中低温煤焦油中含有大量粘度大的组分如多环芳烃、稠环芳烃、胶状沥青状组分、含无机元素的强极性组分(比如氧、硫、氮的有机物)，中低温煤焦油预加氢过程操作温度较低，而预加氢催化剂和深度改质加氢催化剂均为多孔物质，故催化剂与高粘度液体组分之间存在一定程度的吸附力，由于催化剂床层是稳定而基本静止不动的，在下流式固定床预加氢反应器的催化剂床层中，在催化剂颗粒表面会形成高粘度组分相对富集的流动层(滞流膜)，在催化剂床层内催化剂颗粒交错接触的连接部位存在液体流动不畅区域，中低温煤焦油中粘度大的液体组分会发生相对富集形成相对稳定的低流速区域及动态滞流区，一方面，将形成局部缺氢环境而加速缩合结焦反应，另一方面，将降低催化剂床层孔隙率，增加床层压力降，并增加催化剂床层内液体流动的不稳定性，降低加氢反应过程的平稳性；
[0013] ③优先使用上流式固定床或上流式微膨胀床：
[0014] 由于中低温煤焦油的胶状沥青状组分的深度加氢改质过程的预加氢过程特别是浅度预加氢过程，属于预加氢催化剂床层或预加氢催化剂表面易结焦、易产生金属化合物沉积的加氢过程，当中低温煤焦油含有灰分时固体沉积量会更大，为了保证或延长反应器内催化剂床层的操作周期，要求催化剂床层具有一定的使沉积物通过而不停留的能力，即具备一定的颗粒物通过能力，为此，可以借鉴或移植现有的上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式移动床、上流式在线置换床等反应器形式；本发明所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED通常低于1.10、一般低于1.08、最好低于1.05。
[0015] ④优先使用多床层的上流式固定床或上流式微膨胀床：
[0016] 由于中低温煤焦油的胶状沥青状组分的深度加氢改质过程的预加氢过程特别是浅度预加氢过程，通常需要组合使用两种或多种功能不同的活性逐步增强的加氢催化剂，需要使用多床层的上流式固定床或上流式微膨胀床；
[0017] ⑤使用“上流式反应段+顶部集液室”的组合功能反应器：
[0018] 应用于中低温煤焦油的胶状沥青状组分的深度加氢改质过程的预加氢过程特别是浅度预加氢过程时，本发明将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起，形成“上流式反应段+顶部集液室”的组合功能反应器或反应器系统，类似的技术未见报道。
[0019] 对于金属含量高或烯烃含量高或酚含量高或胶质含量高或沥青质含量高或某种易反应物含量高的烃物料F1的深度加氢改质过程特别是其预加氢反应过程R1，本发明均可应用，这些物流可以选自下列物料中的一种或几种：
[0020] ①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
[0021] ②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
[0022] ③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
[0023] ④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
[0024] ⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
[0025] ⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
[0026] ⑦乙烯裂解焦油；
[0027] ⑧石油基蜡油热裂化焦油；
[0028] ⑨石油基重油热加工过程所得油品，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；
[0029] ⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
[0030] 因此，本发明的第一目的在于提出一种上流式反应器，将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起，包含设置1个或2个或多个催化剂床层的催化反应区即下段和设置集液室的气液分离区即上段。
[0031] 本发明的第二目的在于提出一种用于烃加氢过程的将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起的上流式反应器。
[0032] 本发明的第三目的在于提出一种中低温煤焦油深度加氢改质过程的预加氢过程使用的将上流式催化反应区和串联操作的反应产物气液分离区组合在一起的上流式反应器。
发明内容
[0033] 一种上流式反应器，其特征在于：在一台反应器RE的壳体RES内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起，下段REDS设置1个或2个或多个催化剂床层，上段REUS设置集液室CLD；主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE，主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，来自集液室CLD的液相区的液体产物REPL排出反应器RE。
[0034] 本发明特征进一步在于：下段REDS设置2个或多个催化剂床层，催化剂床层之间的空间设置流入支路进料REF2的支路进料口；根据需要，催化剂床层之间的空间还设置与支路进料口连接的支路进料分配器，支路进料分配器的工艺作用是：使支路进料REF2均匀分布在反应器内主流工艺介质的流动截面上；根据需要，催化剂床层之间的空间设置有使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合的混合部件，混合部件的工艺作用是：使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合均匀。
[0035] 本发明特征进一步在于：根据需要，下段REDS设置的催化剂床层的入口，设置有床层进料分配器，床层进料分配器的工艺作用是：在反应器内主流工艺介质的流动截面上使床层进料均匀分布在床层底部。
[0036] 下段REDS设置有催化剂床层，催化剂床层可以选自下列方式中的一种或几种：
[0037] ①固定床；
[0038] ②上流式膨胀床；
[0039] ③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其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定义为床层膨胀比，KBED通常低于1.10、一般低于1.05、特别地低于1.02。
[0040] ④上流式在线移动床，所述上流式在线移动床，床层内工艺介质向上流动，以连续的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0041] ⑤在线间歇式置换床，所述在线间歇式置换床，床层内工艺介质向上流动，以间歇的方式卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0042] 本发明一种上流式反应器，在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，有以下2种形式可供选择：
[0043] ①第一种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体内，此时，通道UP穿过分段隔板；
[0044] ②第二种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体外，此时，分段隔板将反应器壳体RES内的下段REDS空间与上段REUS空间隔离。
[0045] 本发明一种上流式反应器，主进料REF1可以为含有烃油的物流。
[0046] 本发明一种上流式反应器，主进料REF1为高芳烃原料HDS，下段REDS设置的上流式催化反应区进行高芳烃原料HDS的加氢改质过程；
[0047] 高芳烃原料HDS选自下列物料中的一种或几种：
[0048] ①低温煤焦油或其馏分油；
[0049] ②中温煤焦油或其馏分油；
[0050] ③高温煤焦油或其馏分油；
[0051] ④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
[0052] ⑤页岩油或其馏分油；
[0053] ⑥乙烯裂解焦油；
[0054] ⑦石油基蜡油热裂化焦油；
[0055] ⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，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；
[0056] ⑨石油基重油热加工过程所得油品，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；
[0057] ⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
[0058] 本发明一种上流式反应器，进行高芳烃原料HDS的加氢改质过程时，其特征在于：
[0059] 下段REDS设置的上流式催化反应区的操作条件为：温度为170～480℃、压力为4.0～30.0MPa。
[0060] 本发明一种上流式反应器，自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后的去向可以选自下列方式中的一种或几种：
[0061] ①进入产生主进料REF1的反应器内循环使用；
[0062] ②自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后进入产生支路进料REF2的反应器内循环使用；
[0063] ③自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1进入反应器RE内循环使用；
[0064] ④自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1的一部分进入反应器RE内循环使用；
[0065] ⑤自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的进入反应器RE内循环使用；
[0066] ⑥自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的一部分进入反应器RE内循环使用。
[0067] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS设置集液室CLD，可以通过设置有阀门的管路与下段REDS设置的催化剂床层的上部空间联通，在反应器紧急停工阶段，用自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL冲洗催化剂床层，催化剂床层内制造下流式流体流动，催化剂床层内的流体排出反应器RE进入收集系统。
[0068] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的部分或全部气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，进入反应器REPG-R。
[0069] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的部分或全部液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，进入反应器REPL-R。
[0070] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的至少一部分气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPG-CS；根据需要，上段REUS的至少一部分液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPL-CS；根据需要，至少一部分冷却过程REPG-CS和冷却过程REPL-CS共用。附图说明
[0071] 附图1是本发明一种上流式反应器RE的基本功能结构示意图。如附图1所示，在一台反应器RE的壳体RES内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起，反应器RE的壳体RES包括下段REDS和上段REUS，主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE；上流式催化反应区构成的下段REDS包括三个催化剂床层，1、2床层之间设有支路支路进料REF21的分配器，2、3床层之间有支路支路进料REF22的分配器；在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板SB，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，通道UP布置于反应器RE的壳体内，通道UP穿过分段隔板；上段REUS设置集液室CLD，来自集液室的液相区CLD的液体产物REPL排出反应器RE，主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE。
[0072] 附图2表示本发明一种上流式反应器RE在中低温煤焦油深度加氢改质过程的预加氢过程的工艺流程中的位置和物流流向。如附图2所示，含煤沥青组分的煤焦油HDS经管道1101、含氢气物流H1经管道1103、循环油REPL经管道1102汇合后作为主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE；上流式催化反应区构成的下段REDS包括三个催化剂床层，1、2床层之间设有支路支路进料REF21(冷氢气或冷油)用于的分配器，2、3床层之间有支路支路进料REF22(冷氢气或冷油)的分配器；在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板SB，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，通道UP布置于反应器RE的壳体内，通道UP穿过分段隔板；上段REUS设置集液室CLD，来自集液室的液相区CLD的液体产物REPL排出反应器RE，经过循环泵REPL-PUMP加压后经管道1102进入上流式反应器RE的底部循环使用；主产物REPG自反应器RE上部经管道1302排出反应器RE。
具体实施方式
[0073] 本发明所述一种上流式反应器，是工业装置使用的一种上流式反应器，其中穿行于催化剂床层间的工艺介质的宏观流动主导方向为由下向上；反应器也可以称为反应塔。
[0074] 本发明所述上流式反应器，基本部件通常有：
[0075] ①反应器壳体RES；
[0076] ②反应器壳体上的开口(或称为接管)；
[0077] ③布置于反应器下段壳体内的催化剂床层；
[0078] ④隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板SB；
[0079] ⑤输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，通道UP可以穿过分段隔板或通过反应器壳体外连通管道而不穿过分段隔板；
[0080] ⑥布置于反应器上段壳体内的集液室CLD；
[0082] ⑧进料分布器(或分配器)；
[0083] ⑨床层间的混合器；
[0084] ⑩出口整流部件，如收集器、防涡流器、除雾器(破沫器)。
[0085] 本发明所述上流式反应器，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、气相等条件，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上流式反应器RE基础的沉降速度。
[0086] 本发明上流式反应器的催化剂床层可能选择膨胀床，所述膨胀床的有反应原料通过时的工作状态的催化剂床层最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比。
[0087] 本发明所述上流式反应器RE，在一台反应器RE的壳体内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起，在反应器内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板SB，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，有以下2种形式可供选择：
[0088] ①第一种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体内，此时，通道UP穿过分段隔板SB；
[0089] ②第二种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体外，此时，分段隔板将反应器RE的壳体内空间隔离为下段REDS与上段REUS空间的。
[0090] 本发明上流式反应器RE，下段REDS设置1个或2个或多个催化剂床层，催化剂床层的工作方式有以下几种形式可供选择：
[0091] ①上流式固定床；
[0092] ②低膨胀比的上流式膨胀床，KBED通常低于1.10、一般低于1.08、最好低于1.05；
[0093] ③高膨胀比的上流式膨胀床，KBED通常大于1.25、一般低于1.30、最好低于1.40；
[0094] ④上流式在线间歇式置换床，床层内工艺介质向上流动，以间歇的方式卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0095] ⑤上流式移动床，床层内工艺介质向上流动，以连续的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0096] 本发明上流式反应器RE，至少一部分来自集液室的液相区CLD的液体产物REPL排出反应器RE，液体产物REPL排出反应器RE的方式有以下几种形式可供选择：
[0097] ①形式A在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的靠近底板(通常为分段隔板)的反应器的器壁上设置开口REPL-PX，开口REPL-PX可以是1各或2个或多个，开口REPL-PX之间尽可能对称布置；该形式的优点是结构简单，缺点之一是集液室的液位存在一定梯度降低了集液室的存液效率，缺点之二是位于开口REPL-PX低沿之下的集液室的存液空间成为流动死区降低了集液室的存液效率，缺点之三是集液室的存液空间流动死区会沉积反应产物中夹带的固体颗粒并可能对下游单元的进料构成颗粒物浓度波动；
[0098] ②形式B在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装器内导液管REPL-IP，器内导液管REPL-IP与下段的靠近分段隔板的反应器的器壁上的开口REPL-P连接将液体产物REPL排出反应器RE；与形式A相比，优点之一是降低了集液室的液位梯度提高了集液室的存液效率，优点之二是消灭了集液室的存液空间的流动死区提高了集液室的存液效率，缺点是结构略为复杂；
[0099] ③形式C，对于大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装2个或多个器内导液管REPL-IPX，器内导液管REPL-IPX在器内汇合后的总管与下段的靠近分段隔板的反应器的器壁上的开口REPL-P连接将液体产物REPL排出反应器RE；与形式B相比，优点是降低了集液室的液位梯度提高了集液室的存液效率，缺点是结构略为复杂；
[0100] ④形式D，对于上流式反应器RE特别是对于大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装2个或多个尽可能对称布置的器内导液管REPL-IPX，每支器内导液管REPL-IPX与下段的靠近分段隔板的反应器的器壁上的开口REPL-PX连接将液体产物REPL排出反应器RE，尽可能对称布置的反应器外的各支路导管与总管联通；与形式C相比，优点是取消了反应器内的总管从而简化了反应器内的内件安装工作，开口REPL-PX相连管道内流体流动对反应器造成的不稳定性影响可以尽可能抵消，缺点是增加了反应器壁面开口个数；
[0101] ⑤形式E，对于单个催化剂床层的上流式反应器RE特别是对于单个催化剂床层的大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装1个布置于反应器中心位置的器内导液管REPL-IPX，器内导液管REPL-IPX向下穿过催化剂床层后直接与安装在反应器内的循环泵连通，将来自反应器RE上段的液体产物REPL排入反应器RE的下段催化剂床层的下部空间内形成液体循环；当然，也可以根据需要安排2个或多个尽可能对称布置的器内导液管REPL-IPX；该形式，优点是解决了导液管的伴热保温问题，缩短了循环路径长度，减弱了外排液体产物REPL对反应器RE造成的不稳定性影响；缺点是循环泵置于反应器内，结构复杂，增加了反应器投资、降低了安全性，另外备用的循环泵更难以布置；
[0102] ⑥形式F，对于单个催化剂床层的上流式反应器RE特别是对于单个催化剂床层的大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装1个布置于反应器中心位置的器内导液管REPL-IPX，器内导液管REPL-IPX向下穿过催化剂床层后与下段的靠近反应器底部器壁上的开口REPL-PX连接将液体产物REPL排出反应器RE；当然，也可以根据需要安排2个或多个尽可能对称布置的器内导液管REPL-IPX，尽可能对称布置的反应器外的各支路导管与总管联通；该形式，优点是解决了导液管的伴热保温问题，减弱了外排液体产物REPL对反应器RE造成的不稳定性影响；缺点是器内导液管REPL-IPX向下穿过催化剂床层，结构复杂。
[0103] 液体产物REPL排出反应器RE的第一常用方式是：形式D，对于上流式反应器RE特别是对于大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装2个对称布置的器内导液管REPL-IPX，每支器内导液管REPL-IPX与下段的靠近分段隔板的反应器的器壁上的开口REPL-PX连接将液体产物REPL排出反应器RE，尽可能对称布置的反应器外的2个支路导管与总管联通。
[0104] 液体产物REPL排出反应器RE的第二常用方式是：形式F，对于单个催化剂床层的上流式反应器RE特别是对于单个催化剂床层的大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的底部(最好是集液室中心的底部)安装1个布置于反应器中心位置的器内导液管REPL-IPX，器内导液管REPL-IPX向下穿过催化剂床层后与下段的靠近反应器底部器壁上的开口REPL-PX连接将液体产物REPL排出反应器RE。
[0105] 对于反应产物中含有表面张力大、粘度大的易发泡组分比如胶状沥青状组分的工况，为了保证脱气效果，在上流式反应器RE上段的集液室安装的液体产物REPL排出反应器RE的管道的工作状态下介质流速一般取较低值，比如通常小于1米/秒、一般小于0.5米/秒、特别地小于0.2米/秒。
[0106] 本发明一种上流式反应器，主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，主产物REPG排出反应器RE的方式有以下几种形式可供选择：
[0107] ①形式I，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，主产物REPG为气相单相流体或气液两相流体时，此时，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置均可以设置主产物REPG排出口，第一种方案是在反应器的侧壁上设置开口REPG-PX，开口REPG-PX可以是1各或2个或多个，开口REPG-PX之间尽可能对称布置；该形式的优点是结构简单，缺点之一是集液室的液位存在一定梯度降低了流体相态组成的稳定性，缺点之二是不能有效携带反应产物中的固体颗粒并可能对下游单元的进料构成颗粒物浓度波动；缺点之三是外排主产物REP6对反应器RE的设备稳定性造成不利影响；
[0108] ②形式II，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，主产物REPG为气液两相流体时，此时，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置(不是靠近反应器侧壁的位置)均可以设置主产物REPG排出口REPG-PX，排出口REPG-PX开口向上，其导流管在集液室向下延伸一段距离后伸出反应器侧壁；与形式I相比，形式II优点之一是开口REPL-PX的进料口尺寸可以较大，从而降低了流速利于操作平稳，优点之二是便于布置整流部件如齿形进口堰、防涡流器、除沫器，优点之三是减弱了外排主产物REPG对反应器RE的设备稳定性造成的不利影响；优点之四是降低了集液室的液位梯度提高了集液室的存液效率，缺点是结构略为复杂；
[0109] ③形式III，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，对于大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置(不是靠近反应器侧壁的位置)，可以设置排放主产物REP6的2个或多个器内导液管REPG-IPX，器内导液管REPG-IPX在在集液室向下延伸一段距离后汇合联通到总管，总管与反应器的器壁上的开口REPG-P连接将主产物REPG排出反应器RE，2个或多个器内导液管REPL-IPX的开口REPG-PX之间尽可能对称布置；与形式II相比，优点之一是开口REPG-PX数量增多、流通面积增大、分布均匀，从而降低了流速利于降低流体液面梯度，优点之二是便于布置等多的整流部件如齿形进口堰、防涡流器，优点之三是减少了反应器侧壁开口数，优点之四是减弱了外排主产物REPG对反应器RE的设备稳定性造成的不利影响；缺点是结构略为复杂；
[0110] ④形式IV，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，对于大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置(不是靠近反应器侧壁的位置)，可以设置排放主产物REPG的2个或多个器内导液管REPG-IPX，器内导液管REPG-IPX在在集液室向下延伸一段距离后，每支器内导液管REPG-IPX与反应器的器壁上的开口REPG-PX连接将主产物REPG排出反应器RE，尽可能对称布置的反应器外的各支路导管与总管联通；与形式III相比，优点是取消了反应器内的总管从而简化了反应器内的内件安装工作，开口REPL-PX相连管道内流体流动对反应器造成的不稳定性影响可以尽可能抵消，缺点是增加了反应器壁面开口个数；
[0111] ⑤形式V，对于单个催化剂床层的上流式反应器RE特别是对于单个催化剂床层的大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置(最好是靠近集液室中心的位置)安装1个布置于反应器中部位置的器内导管REPG-IPX，器内导管REPG-IPX向下穿过催化剂床层后与下段的靠近反应器底部器壁上的开口REPG-PX连接将主产物REPG排出反应器RE；当然，也可以根据需要安排2个或多个尽可能对称布置的器内导液管REPG-IPX，尽可能对称布置的反应器外的各支路导管与总管联通；该形式，优点是解决了导液管的伴热保温问题，减弱了外排液体产物REPL对反应器RE造成的不稳定性影响；缺点是器内导液管REPL-IPX向下穿过催化剂床层，结构复杂；
[0112] ⑥形式VI，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，主产物REPG为气相单相流体，此时，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面以上的任意合适位置均可以设置主产物REPG排出口，常用方案是在反应器的顶部设置开口REPG-PX，开口REPG-PX可以是1各或2个或多个，多个开口REPG-PX之间尽可能对称布置，开口REPG-PX通常微1个。
[0113] 两相流主产物REPG排出口REPL-PX的形式，第一常用方式是形式II。
[0114] 两相流主产物REPG排出口REPL-PX的形式，第二常用方式是形式V：对于单个催化剂床层的上流式反应器RE特别是对于单个催化剂床层的大直径上流式反应器RE，在上流式反应器RE上段排出的产物，只有液体产物REPL和主产物REPG，在上流式反应器RE上段的集液室的液相区CLD的液面处的任意合适位置(最好是靠近集液室中心的位置)安装1个布置于反应器中部位置的器内导液管REPG-IPX，器内导液管REPG-IPX向下穿过催化剂床层后与下段的靠近反应器底部器壁上的开口REPG-PX连接将主产物REPG排出反应器RE。
[0115] 本发明上流式反应器RE，至少一部分来自集液室的液相区CLD的液体产物REPL排出反应器RE，当液体产物REPL进入加压泵REPL-PUMP时，上段REUS的集液室CLD的标高必须足够高，以保证加压泵REPL-PUMP的必须汽蚀余量的要求。
[0116] 本发明上流式反应器RE，适用于烃加氢过程，特别适用于易结焦烃油的反应温度不太高因而结焦反应比较弱的烃加氢改质过程，或者特别适用于含有较少灰分的易结焦烃油的加氢改质过程。本发明上流式反应器RE，适用于煤焦油加氢改质过程，特别适用于中低温煤焦油的加氢改质过程。本发明上流式反应器RE，可以与上游反应器或下游反应器组合使用，构成多种形式的反应系统。
[0117] 以下详细描述本发明的特征部分。
[0118] 一种上流式反应器，其特征在于：在一台反应器RE的壳体RES内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起，下段REDS设置1个或2个或多个催化剂床层，上段REUS设置集液室CLD；主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE，主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，来自集液室CLD的液相区的液体产物REPL排出反应器RE。
[0119] 本发明特征进一步在于：下段REDS设置2个或多个催化剂床层，催化剂床层之间的空间设置流入支路进料REF2的支路进料口；根据需要，催化剂床层之间的空间还设置与支路进料口连接的支路进料分配器，支路进料分配器的工艺作用是：使支路进料REF2均匀分布在反应器内主流工艺介质的流动截面上；根据需要，催化剂床层之间的空间设置有使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合的混合部件，混合部件的工艺作用是：使支路进料REF2与下部催化剂床层流出物混合均匀。
[0120] 本发明特征进一步在于：根据需要，下段REDS设置的催化剂床层的入口，设置有床层进料分配器，床层进料分配器的工艺作用是：在反应器内主流工艺介质的流动截面上使床层进料均匀分布在床层底部。
[0121] 下段REDS设置有催化剂床层，催化剂床层可以选自下列方式中的一种或几种：
[0122] ①固定床；
[0123] ②上流式膨胀床；
[0124] ③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其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定义为床层膨胀比，KBED通常低于1.10、一般低于1.05、特别地低于1.02。
[0125] ④上流式在线移动床，所述上流式在线移动床，床层内工艺介质向上流动，以连续的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0126] ⑤在线间歇式置换床，所述在线间歇式置换床，床层内工艺介质向上流动，以间歇的方式卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。
[0127] 本发明一种上流式反应器，在反应器壳体RES内设置隔离下段REDS与上段REUS空间的分段隔板，设置输送下段REDS的上流式催化反应区的产物进入上段REUS的气液分离区的通道UP，有以下2种形式可供选择：
[0128] ①第一种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体内，此时，通道UP穿过分段隔板；
[0129] ②第二种形式是通道UP布置于反应器RE的壳体外，此时，分段隔板将反应器壳体RES内的下段REDS空间与上段REUS空间隔离。
[0130] 本发明一种上流式反应器，主进料REF1可以为含有烃油的物流。
[0131] 本发明一种上流式反应器，主进料REF1为高芳烃原料HDS，下段REDS设置的上流式催化反应区进行高芳烃原料HDS的加氢改质过程；
[0132] 高芳烃原料HDS选自下列物料中的一种或几种：
[0133] ①低温煤焦油或其馏分油；
[0134] ②中温煤焦油或其馏分油；
[0135] ③高温煤焦油或其馏分油；
[0136] ④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
[0137] ⑤页岩油或其馏分油；
[0138] ⑥乙烯裂解焦油；
[0139] ⑦石油基蜡油热裂化焦油；
[0140] ⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，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；
[0141] ⑨石油基重油热加工过程所得油品，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；
[0142] ⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
[0143] 本发明一种上流式反应器，进行高芳烃原料HDS的加氢改质过程时，其特征在于：
[0144] 下段REDS设置的上流式催化反应区的操作条件为：温度为170～480℃、压力为4.0～30.0MPa。
[0145] 本发明一种上流式反应器，自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后的去向可以选自下列方式中的一种或几种：
[0146] ①进入产生主进料REF1的反应器内循环使用；
[0147] ②自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后进入产生支路进料REF2的反应器内循环使用；
[0148] ③自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1进入反应器RE内循环使用；
[0149] ④自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为主进料REF1的一部分进入反应器RE内循环使用；
[0150] ⑤自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的进入反应器RE内循环使用；
[0151] ⑥自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL，经过加压泵升压后作为支路进料REF2的一部分进入反应器RE内循环使用。
[0152] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS设置集液室CLD，可以通过设置有阀门的管路与下段REDS设置的催化剂床层的上部空间联通，在反应器紧急停工阶段，用自集液室的液相区CLD排出反应器RE的液体产物REPL冲洗催化剂床层，催化剂床层内制造下流式流体流动，催化剂床层内的流体排出反应器RE进入收集系统。
[0153] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的部分或全部气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，进入反应器REPG-R。
[0154] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的部分或全部液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，进入反应器REPL-R。
[0155] 本发明一种上流式反应器，根据需要，上段REUS的至少一部分气体产物作为反应主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPG-CS；根据需要，上段REUS的至少一部分液体产物REPL自集液室的液相区CLD排出反应器RE，降低压力后进入冷却过程REPL-CS；根据需要，至少一部分冷却过程REPG-CS和冷却过程REPL-CS共用。
[0156] 本发明“上流式反应段+顶部集油器”的组合功能反应器，主要优点如下：
[0158] ②从工艺专业角度讲，有以下优点：内置式段间通道UP，同时也是下段REDS催化反应区产物的收集器，还是上段REUS气液分离区的进料分布器，具有多重作用，由于工作效率高，降低了无效空间，提高了空间利用率；
[0159] ③从管道专业角度讲，有以下优点：减少了反应器与分离器之间的物料输送管道；
[0160] ④从土建专业角度讲，有以下优点：节省了一台独立分离器的几乎所有建筑、结构附件，这些附件包括裙座、操作平台、基础。
[0161] ⑤从总图专业角度讲，有以下优点：节省了占地面积。
[0162] 实施例
[0163] 中温煤焦油性质见表1，分离为主要由常规沸点低于480℃的烃组成的重量收率为82％的轻馏分和主要由常规沸点高于480℃的烃组成的重量收率为18％的煤沥青，轻馏分单独进行深度加氢改质，煤沥青用作高芳烃原料HDS。
[0164] 供氢烃物流SHS选自预加氢反应过程R1所得预加氢生成油R1P，数量为高芳烃原料HDS的5倍，通过预加氢反应流出物R1P的气液分离过程得到，此时，供氢烃前身物物流就是高芳烃原料HDS自身；供氢烃组分SH的重量比例为约25重量％，物流SHS中胶质含量低于5重量％、残炭低于1.5％。
[0165] 工艺加工方案的步骤如下：
[0166] (1)预加氢反应R1R过程中，工艺指标为：
[0167] ①预加氢催化剂床层进料中，来自供氢烃物流SHS的供氢烃组分SH的重量流量SH-W与来自高芳烃原料HDS的胶状沥青状组分HD的重量流量HD-W之比KX＝SH-W/HD-W，KX＝1.30～1.35；
[0168] 预加氢催化剂床层的液相中，来自供氢烃物流SHS的供氢烃组分SH的重量流量SH-CLW与来自高芳烃原料HDS的胶状沥青状组分HD的重量流量HD-CLW之比KY＝SH-CLW/HD-CLW，KY≥1.10；
[0169] ②氢油体积比为200；
[0171] 高芳烃原料HDS中的胶状沥青状组分HD的相态分布为：总体液相率HD-KL≥0.77，即总体气化率HD-KV≤0.23；
[0172] ④反应热的选择性指标，基于高芳烃原料HDS的反应热HDS-Q与基于供氢烃物流SHS的反应热SHS-Q之比值为KZ，KZ＝HDS-Q/SHS-Q，KZ≥2.1；
[0173] 预加氢反应器R1-SB的工作方式为上流式微膨胀床反应器；进料自反应器R1-SB下部进入，反应流出物R1P自反应器R1-SB上部流出；在温度为300～320℃、压力为-115.0～17.0MPa、预加氢催化剂R1-CAT体积空速为0.6～0.7hr 的反应条件下，完成预加氢反应得到预加氢反应流出物R1P；所述上流式微膨胀床，床层膨胀比KBED小于1.03；
[0174] 注入预加氢反应器的富氢气物流优先为新氢物流，不足时用循环氢补充；
[0175] 预加氢反应器内气相中硫化氢体积浓度控制为0.3～0.5％；
[0176] (2)深度加氢改质反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于32。
[0177] (3)在分离部分HPS，分离深度加氢改质反应流出物R2P得到主要由氢气组成的富氢气气体HPV和深度加氢改质生成油R2P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
[0178] (4)设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢改质反应流出物R2P的加氢生成油R2PO所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2PO-DO为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P，加氢裂化反应流出物R3P与加氢反应流出物R2P混合后分离。
[0179] 表1、表2为中温煤焦油性质。
[0180] 表3为高芳烃原料HDS的预加氢反应过程R1使用的催化剂的组成和物化性质。
[0181] 表4为高芳烃原料HDS的深度加氢改质反应过程R2使用的催化剂的组成和物化性质。
[0182] 表5为加氢裂化反应部分用催化剂的组成和物化性质。
[0183] 表6为预加氢反应过程R1、深度加氢改质反应过程R2、加氢裂化反应过程R3的操作条件和产品性质。
[0184] 该装置的预加氢反应器R1-SB和预加氢反应流出物R1P的气液分离器，采用本发明组合式的上流式反应器，在一台反应器壳体RES的内，将上流式催化反应区构成的下段REDS和串联操作的反应产物气液分离区构成的上段REUS组合在一起；下段REDS设置4个催化剂床层，按照原料流过的顺序分别为保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱残炭催化剂、加氢脱硫催化剂；上段REUS设置集液室CLD；主进料REF1自反应器RE下部进入反应器RE；来自集液室的液相区CLD的液体产物REPL排出反应器RE后通过循环泵加压后返回预加氢反应器R1-SB进料口；气液两相的主产物REPG自反应器RE上部排出反应器RE，主产物REPG的排出口位于上段REUS的集液室CLD的液面溢流位置。
[0185] 设计参数如下：
[0186] ①通道UP中介质流速选择范围为0.5～8米/秒，优选为1～3米/秒；
[0187] ②集液室的液相区CLD的液体产物REPL的停留时间选择范围为10～100分钟，优选为30～40分钟；
[0188] ③循环泵入口管道内介质流速为0.2～1.0米/秒、优选为0.4～1米/秒。
[0189] 表1煤焦油性质
[0190]项目 数值
瓶密度(20℃)，kg.m-3 1.0658
馏程，℃(模拟蒸馏)
IBP/10％/30％/50％ 164/237/314/374
70％/80％/85％/89.2 435/486/542/750
硫，μg.g-1 1800
氮，μg.g-1 6101
C，％ 81.36
H，％ 8.21
凝点，℃ 30
残炭，％ 9.77
水分，％ 4.1
沉淀物，％ 0.48
闪点(闭口)，℃ 126
重金属，μg.g-1
Fe/Na/Ni/Mg 108.70/5.74/1.39/56.32
Ca/V/K/Pb 362.4/0.17/16.25/11.43
Co/Cu/Mn/Zn/Mo 0.77/0.21/4.24/6.84/0.02
质谱组成，％
胶质 33.5
链烷烃 11.5
环烷烃 5.2
单环/双环/三环/四环 2.7/0.7/1.3/0.5
芳烃 49.8
单环/双环/三环/四环/五环13.8/16.4/8.3/5.0/0.6
总噻吩/未鉴定 4.4/1.3
瓶密度(20℃)，kg.m-3 1.0658
馏程，℃(模拟蒸馏)
IBP/10％/30％/50％ 164/237/314/374
70％/80％/85％/89.2 435/486/542/750
硫，μg.g-1 1800
氮，μg.g-1 6101
C，％ 81.36
H，％ 8.21
凝点，℃ 30
残炭，％ 9.77
水分，％ 4.1
沉淀物，％ 0.48
闪点(闭口)，℃ 126
重金属，μg.g-1
Fe/Na/Ni/Mg 108.70/5.74/1.39/56.32
Ca/V/K/Pb 362.4/0.17/16.25/11.43
Co/Cu/Mn/Zn/Mo 0.77/0.21/4.24/6.84/0.02
质谱组成，％
胶质 33.5
链烷烃 11.5
环烷烃 5.2
单环/双环/三环/四环 2.7/0.7/1.3/0.5
芳烃 49.8
单环/双环/三环/四环/五环13.8/16.4/8.3/5.0/0.6
总噻吩/未鉴定 4.4/1.3
[0191] 表2煤焦油实沸点切割结果
[0192]组分，％ 数值
水 3.07
＜170℃ 4.30
170℃～210℃ 1.48
210℃～230℃ 4.81
230℃～300℃ 14.93
300℃～500℃ 59.28
＞500℃ 12.13
∑ 96.93
水 3.07
＜170℃ 4.30
170℃～210℃ 1.48
210℃～230℃ 4.81
230℃～300℃ 14.93
300℃～500℃ 59.28
＞500℃ 12.13
∑ 96.93
[0193] 表3高芳烃原料HDS的预加氢反应过程R1使用的催化剂的组成和物化性质[0194]
[0195] 表4高芳烃原料HDS的深度加氢改质反应过程R2使用的催化剂的组成和物化性质
[0196]
[0197] 表5加氢裂化反应部分用催化剂的组成和物化性质
[0198]
[0199] 表6预加氢反应过程R1、深度加氢改质反应过程R2、加氢裂化反应过程R3的操作条件和产品性质操作条件和产品性质表
[0200]序号 项目 数值
1 预加氢反应过程R1
1.1 反应压力，MPa 15.0～17.0
1.2 反应温度，℃保护剂+脱金属剂+脱残炭剂+脱硫剂 295～340
2 深度加氢改质反应过程R2
2.1 加氢精制剂E体积空速，h-1 0.25～0.30
2.2 反应器入口氢油比，m3n/m3 1700～1800
2.3 深度加氢改质反应流出物R2P中的石脑油馏分的氮含量， ≯3.0
2.4 深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油馏分的十六烷值 ≮35.0
2.5 深度加氢改质反应流出物R2P中的尾油沸程，℃ 350～545
3 加氢裂化反应过程R3
3.1 反应压力，MPa 15.0～17.0
3.2 反应温度，℃ 380～420
-1
3.3 加氢裂化催化剂体积空速，h 0.42～0.50
3.4 反应器入口氢油比，m3n/m3 1500
3.5 加氢裂化柴油十六烷值 ≮48
1 预加氢反应过程R1
1.1 反应压力，MPa 15.0～17.0
1.2 反应温度，℃保护剂+脱金属剂+脱残炭剂+脱硫剂 295～340
2 深度加氢改质反应过程R2
2.1 加氢精制剂E体积空速，h-1 0.25～0.30
2.2 反应器入口氢油比，m3n/m3 1700～1800
2.3 深度加氢改质反应流出物R2P中的石脑油馏分的氮含量， ≯3.0
2.4 深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油馏分的十六烷值 ≮35.0
2.5 深度加氢改质反应流出物R2P中的尾油沸程，℃ 350～545
3 加氢裂化反应过程R3
3.1 反应压力，MPa 15.0～17.0
3.2 反应温度，℃ 380～420
-1
3.3 加氢裂化催化剂体积空速，h 0.42～0.50
3.4 反应器入口氢油比，m3n/m3 1500
3.5 加氢裂化柴油十六烷值 ≮48
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