本发明涉及烃原料流在加氢操作过程中更换操作中的催化剂。

更具体地说，涉及到一种在很宽的操作速率范围中，经济地利用加氢操作容器的内部空间的方法及其装置，当烃原料和含氢气体以很高的逆流速率流经填充床时，基本上不引起催化剂填充床的流化作用或沸腾，同时又能使床层以类似活塞式流动的方式流经容器，保持连续或间歇的催化剂更换。这种具有高处理速率的活塞式流动的获得是通过选择催化剂颗粒的尺寸，形状和密度，以防止在设计流速下床层产生膨胀或沸腾，以便在正常操作和更换催化剂过程中，使容器中保持有最大量的催化剂。催化剂是通过在一大型的中间试验运行中测量床层的膨胀率后选定的，中间试验以烃，氢气和催化剂，在设计压力下和在容器的有效反应容积中的流速下进行的。

催化剂从床中的撒出是通过催化剂颗粒在一悬浮液系中的层流实现的，在该悬浮液系中液体的流动管线，即流经反应器同一可承压容器之间的流动通道，包括流经流动控制阀的通道，其直径都是一致的，而且基本上大于催化剂的颗粒。

加氢操作或加氢处理烃原料流中的不希望组份是催化处理烃类以增加其工业价值的熟知方法。“重”液烃流，尤其是原油，石油脚，焦油砂沥青，页岩油或液化煤，或再生油一般都含有污染产物，诸如硫，和/或氮，金属或有机金属化合物等，这些污染物在加氢操作工况下同原料流和氢气接触过程中，有使催化剂颗粒脱去活性的趋势。加氢操作条件一般是在212°F至1200°F（100℃至650℃）的温度范围和在20至300大气压力下进行的。一般地说，加氢操作是在存在着第Ⅵ或第Ⅷ族金属，如铂、钼、钨、镍、钴等催化剂，并配合有如氧化铝，硅石，氧化镁等等具有表面一体积比率高的各种其他金属元素颗粒。

因为这类反应必须在高温高压下使烃原料流同一股含氢气体接触才可进行，所以这一过程方法的主要费用主要是投资在能作此用途的容器以及与之相关的加热炉，换热器，泵和配管上，以及更换污染催化剂的费用。工业上的加氢处理较低成本的原料，例如含污染化合物的原油，其流率要求在每天有数千桶以至十万桶，每一桶液体原料还需并流有10，000标准立方英尺的氢气。能够容纳这种反应过程的容器一般其成本是很高的，一方面需要能经受住氢气对金属的脆化作用，并实现诸如脱金属作用，脱氮作用，脱硫作用等所要求的反应，另方面要经受高温高压下的热裂解作用。举例来说，就冶金学和安全的要求条件而言，每立方英尺催化剂容量的这种容器可能得花700美元，一个每天处理25，000桶烃原料流的这种容器大体上得花4，000，000至5，000，000美元。用于处理在这种压力和温度下的含氢的液体原料的泵，管道和阀门也是很昂贵的，因为它们的压力密封必须在连续几个月的使用期间保持氢气的不渗透。

再有，用在这类反应器的加氢操作催化剂一般含有钛，钴，镍，钨，钼等金属，其总量可能达到500，000磅，而每磅得花2至4美元。因此为了工业运行的经济可行性，过程就必须采用高流率，容器应尽可能地装满催化剂，以便催化剂有最大的活性和长期地运行。此外，更换或更新催化剂的停工时间必须尽可能短。再者，过程的经济性一般还取决于系统处理含各种不同污染物，如硫，氮，金属和/或有机金属化合物等含量的多方面的适应性，这类污染源常出现在资源较为丰富（因而也较便宜）的各种原油，渣油，或液化煤，焦油砂沥青，或页岩油，以及再生油等等中。

在先前的氢加工操作体系中，已知其液烃原料同氢气流，是同向下移动的催化剂同向流动的。这样，催化剂的高填充密度就可得到保证，床层不会产生沸腾或膨胀，但是这一方法，进料中的金属有局部形成沉积物的趋向，堵塞了床层，尤其是在容器顶部的催化剂层中。因此，总的来说，就比较喜欢采用催化剂同工艺流体作逆流流动的做法。不过，正如以上提到的，当过程的供料速度很高时，能留在容器里的催化剂体积可能已少到原先装入量的10%了。在较低的流动速度下，催化剂量可能达到约80%至90%，这样，过程的有效反应空间仍然有些浪费，而且紊流会造成催化剂的轴向混合，干扰了所希望的活塞式流动方式的运动。因此，本发明的一个特定目标，是运行一个逆流操作系统，使催化剂同流体速度的结合，将床层的膨胀限制在10%以下。

也已经知道可采用一系列容器，一个叠置在另一个之上，流体对催化剂的流动，既可以是顺流也可以是逆流。在这样的过程中，通过周期性地关闭各个容器之间的阀门，催化剂就可以重力从上部的容器移动到下部的容器，在逆流系统中，这就可使催化剂从最下面的容器，也即第一级容器中撤出，在第一级容器中，催化剂是最先同污染最大的粗原料接触的。这样烃原料中的大部份主要的污染组份，在烃原料抵达堆叠较高的容器中实现过程的主要转化步骤之前就被除掉了。这样，原料流中的大部分能导致催化剂脱活的组份，在它抵达到加在容器最上部的污染最少的催化剂之前也就被除掉了。不过，这样的系统需要有适用于能关闭流窜在管道里的催化剂的各种阀门。这样阀门的寿命是比较短的，而且停工用来更换或修理阀门，其费用也是比较可观的。

另一种连续操作的加氢操作系统，是向下移动的催化剂逆流流经一单个容器或一系列的容器，而烃原料流和氢气则以足以产生沸腾的流速向上流经催化剂床。这种沸腾认为是必需的，为的是要能够缓慢地，连续或周期性地从容器的下部把催化剂撒出容器外面。正如以上提到过的，同以原料和氢气同催化剂以适当的接触时间相反应的加氢操作所需的催化剂容积相比较，这一沸腾现象趋向于增加了容器的流体体积。再有，这种沸腾床，当催化剂向下流经上升的原料流时，“细”颗粒有同大颗粒彼此形成分离的趋向。而且常常会发生，尤其在催化剂受到涡流的局部搅动时，其颗粒在高速率的原料流流经沸腾床中时会被磨损。取决于细颗粒的大小，它们或者向上移动，污染了产品，或者堵塞了出口滤网，或者它们积聚在反应器里，因为它们无法抵达床层的底部。这种逆流系统也曾经被采用，因为它比较容易从一部分反应的烃和氢气中取出有限数量的沸腾催化剂，尤其是在需要催化剂有一紊流流动，以便从容器底部的中心管上的漏斗状开孔，依靠重力排出催化剂时。

然而迄今所建议的是采用催化剂的活塞式流动或填充床流动来缓和这种搅动，这样就保证了向上流经催化剂的液流量中氢气的均匀逸出，总的来说，这种流动是通过限定最大的流速来加以控制，使床层的沸腾或浮动限制在不超过10%的容许范围里。在床层膨胀受限制的更先前的系统，氢气的流速在床层的底部是设计得相当高的，以保证在容器的取出点催化剂有相对的紊流，尽管这样做是保证了有紊流，但它也浪费了空间，破坏了催化剂，并让氢气直接夹带着催化剂进入取出管中。这种催化剂的紊流流动对帮助催化剂依靠重力撒出容器显然是必需的。

与先前已知的加氢操作在运行中更换催化剂的方法截然不同，本发明方法及装置提供一个系统，其中床层的活塞式移动是维持在烃原料流和氢气流经催化剂填充床的高逆流速度的一个很宽的范围上的。这样的填充床流动，基本上保持住了在一给定的容器设计体积中，催化剂有最大的体积和密度，这是通过控制催化剂的尺寸、形状和密度，使床层在所设计的流体流速下基本上不膨胀。合适的催化剂尺寸形状和密度是在一大型的中间试验车间运行中通过测定床层的膨胀确定的，中间试验以烃，氢气和催化剂在设计压力下和流速下运行的，如例2中所特别说明的那样。为了进一步控制这一填充床的流动，容器内部的催化剂床的高程，是连续地用伽玛射线加以测量，以保证床层没有产生沸腾。这种控制又进一步地得到增进，即氢气和液烃原料在容器的整个水平横截面上是以同心圆环通道的方式交替地均匀地分布到床层的长度方向上去。此外，如所希望的那样，氢气是均匀地加以再分布了，如果有必要，在沿催化剂床长度方向上的一个或多个间断高程上还可经过一个冷激系统增加氢气量，沿填充床的长度在整个水平平面上均衡氢气和液烃原料的流动可防止催化剂以活塞式的移动方式向下流经容器时产生局部的紊流，以及在垂直方向上出现不希望有的轻重颗粒的分离。

根据本方法，在无沸腾现象的床层中在连续运行条件下更换催化剂的系统，甚至在床层不产生沸腾的情况下，也可从过程中以较高的液烃进料速度中获得帮助。在一个较为理想的方案中，催化剂的输送系统包含一根倒置的丁形管做为排出管，这一管子的开口向下，靠近容器下端的中央，并且直接位于催化剂床气体和液体圆环形流通通道中央部分的上方。这样催化剂的入口就离开了流动的流动范围，尤其是离开了气体的流动范围。在这样一个较好的方案中，圆环形流通通道是穿过一个圆锥形或角锥形的滤网或多孔板，这一滤网通过一些径向分隔，轴向伸长的同心圆环，或多边形环支撑着横放在容器中的催化剂床，同心圆环等则由从容器中心延伸至容器圆柱侧壁上的径向梁支承着。每一个圆环是由一对延展在径向梁间，直接位于圆锥形滤网下方的周边形构件做成的，这样，在每一圆环的上平面中就形成了一个圆形的气中，以便在每一对该周边形构件之间，交替圆环中的氢气和液烃就可同时进入催化剂床中。

根据本发明的一种更为理想的方案，催化剂是在层流的状态下，并以悬浮液的形态从床中取出和加到容器中去的，以防止在传送过程中发生磨损和大小颗粒的分离。取出和供入管路的最小直径至少是催化剂颗粒平均直径的五倍，较为理想者是通过20倍。再者，无论是从催化剂供应室至容器，或是从容器至接受室的整条流动管线长度，包括压力调节阀门的隔离用可转动球体的通孔，其直径都是均匀一致。此外，在每一种情况下，都有一条冲洗用管线连接在隔离阀与容器之间的流动管线上，因此，在球形阀关闭之前，如有必要就可用液烃冲洗催化剂管线，或催化剂细末。最好，但不一定是必需的，催化剂排出管可包括有让氢气经过排出管流回容器的辅助流动措施，以防止由于排出管或其附近因为缺乏氢气而结焦。

先前的技术，无论是就整个系统，或者此一系统的主要部分而言，都没有披露或提出以上列举的有关特征，这由以下一些专利的披露内容可以看出。

美国专利4，312，741，发明人Jacguin等人，是针对在一加氢处理系统中在运行操作中更换催化剂的方法的，它是通过在一个或多个高程上控制氢气的供入量的方法。当沸腾床的催化剂逆流流经容器，在几个高程之一中，移动被降慢下来，这是通过缩小水平方向的面积提高氢气和液烃的流速达到足以使催化剂的向下移动局部地减慢下来。当在每一个这样的阶段中都产生局部的再循环，迅速流通的新鲜催化剂就被抑制住了，结果就同失活或污染的催化剂混合在一起了。沸腾床帮助了催化剂依靠重力排出容器。在段间带有阀门的由多个容器构成的披露系统，提出的改良意见是要避免因为催化剂的磨损使阀门的密封破坏或迅速磨耗的危险。

美国专利3，716，478，发明人Kodera等人，披露了以低的线速度混合供入液烃和氢气，来避免催化剂床的膨胀（或收缩）。

使流体以低线速度向上流动，在流经填充床时，气泡就可受到控制，不过要在床层的底部，在靠近催化剂排出管的一小横截面上则使之产生流化作用。这样有助于催化剂的排出，同时在单个容器的顶部，新鲜的催化剂与污染的催化剂不会发生反混。容器中床层的高程范围是在流体流经床层容许的床层容积的0.9至1.1（±10%）范围。这一系统的一个特别限制是，进行催化反应流体的流动其速度是限制在此一极限上，但在催化剂排出管附近的床层上必须足以产生沸腾。如果不是这样，则需要从一可滑动的管子喷进辅助的流体。发明者特别说明，容器下端的直径是比较小，以使增加紊流，以及使催化剂排出管入口附近的催化剂产生沸腾。催化剂的流化作用对这一过程显然是主要的，不过所披露的气体流速是大大地低于工业上所采用的流速，而且没有提出试验催化剂的尺寸，密度和形状所采用的温度或压力。

美国专利4，571，326，发明人Bischoff等人，是针对通过与液烃和气体原料逆流流动的催化剂床层的中心取出催化剂的装置。这一系统特别是针对保证液体原料穿过床层的横截面时氢气均匀分布的安排。这种均匀的分布似乎是创造性的，因为床层是在所披露的流动条件下沸腾着。因此，很大一部分反应器的空间是用来在将液烃和气体送往容器底部的给料分配器之前，让它们在容器的下端初次地进行混合。原料进一步地在较高的高程上，由位于一截锥形或角锥形的漏斗滤网下面，形状称为“苏尔寿板”或“蜂窝”状的六边形管的分配器加以混合。这一安排还可包括管子和平板间有一与滤网底边平行的张开的倾斜表面。而且，为了保持气体能沿催化剂床的长度分布，可通过延伸在容器中部的星形或环形总管的向上流动的喷流提供冷激气体。用过的催化剂的取出安排，在床层的下部至少必须有沸腾现象。正如以上提到的，在引入流体产生沸腾现象之前，需要有额外的容器空间用以均匀地混合氢气和原料，这就增加了加氢操作容器的需要尺寸，增加了催化剂的磨耗及催化剂床的混合，因而实际上也就提高了系统的基本建设费用和连续运行费用。

美国专利4，639，354，发明人Bischoff等人，比较全面地描述了一种加氢操作的方法，与美国专利4，571，216类似，其中相似的装置，可获得通过催化剂床垂直高度的均匀沸腾现象，包括有一冷激气体的一步。

美国专利3，336，217，发明人Meaux，是特别针对从一沸腾床反应器取出催化剂的方法。在这一系统，催化剂积集在容器底部，并由一平的泡罩板支承着，可通过长短臂具有特殊体积比例的一根倒置的丁形管取出，丁形管的直径只适宜于供由原料烃和气体向上流动引起催化剂沸腾的催化剂用。

美国专利4，444，653和4，392，943，两者的发明人都是EuEen等人，披露在一沸腾床更换催化剂的撤出系统。在这两专利中，引进的流体包括含氢的烃，是通过各种朝下喷射侧向或正向作用在支承床层的滤网的锥形上表面上的装置引入。另一种方法是原料在流经一个有弯弯曲曲的通道或一些独立的管子的发配装置后，再导入一锥形滤网，在滤网上进行原料液体同气体的混合。这样的装置要用压力容器的大量体积来保证所需的混合。

美国专利3，730，880和3，880，569。两者的发明人都是Van    aer    Toorn等人，披露了有一系列的催化反应器，其中的催化剂，通过单向阀，依靠重力向下从一个容器移向另一容器。正如以上提出过的，当催化剂在阀门的通道中时，需要开、关阀门以调节流率，或者开始或停业催化剂的输送。过程流体的供入经过催化剂床，可以是顺流或者逆流。

美国专利4，259，294，发明人Van    ZijllLangKaut等人，是针对在操作中更换催化剂的体系，是以油浆的方式夹带催化剂，从反应容器中将催化剂取出或将新的催化剂供入反应容器。反应剂的供入，与催化剂在反应器中的流动，既可以是顺流，也可以是逆流。催化剂在管路中而能够关闭的阀门，或者油浆流回后能够关闭的阀门，要求能密封住反应接收容器中在操作温度和压力下带有催化剂的容器，或者在容器的催化剂取出地段封闭接受催化剂的密封料斗。

美国专利3，470，900，发明人Carson4，167，474发明人Sikama，分别举出了多个单一床的反应器和多床反应器，其催化剂的更换或是连续的或是周期性的。进料和催化剂的流动是顺流的和/或径向的。催化剂经再生后又回到反应器里，或者除掉。除了有床层内部的支承构造，和有助于依靠重力排出催化剂的容器下部形状外，没有披露催化剂的撤出系统。

根据本发明的一个特征，这里提出一种周期性或半连续性地在加氢操作中输送催化剂进、出一个以要求的速率向下移动流经反应容器的催化剂填充床的方法，加氢操作时，烃原料流是以很宽的逆流速率同含氢气体一同向上流经容器。催化剂填充床的这种活塞式流动的取得，是通过选择形成这一催化剂床的催化剂颗粒的平均密度，尺寸和形状，使液、气组分以最大的预期流动速度流经催化剂床时，床层的膨胀少于10%。合乎要求的催化剂的这种移动和床高是连续地加以监视，以防止充填过量，并保证产生最小沸腾，防止因而带来的反应器空间的浪费和催化剂颗粒的分离。气体在容器的横截面上和床层的全部容积中都保持流动均匀，以避免床层以活塞式的流动方式向下流经容器时产生沸腾，包括局部再循环或涡流。更为可取的是，原料中的气体组分是通过许多同心圆环或多边形圈加以均匀分布的，它们是由在一截锥形或角锥形支承滤网下的轴向延伸的圆环和径向分隔开的同心支座构成的。这些支座再轴向延伸到足以在一对相邻的环形支座之间形成许多一对相连的环形气室和液烃的同心供料圆环。这样，催化剂床就配备了均匀分布的同心圆环。气体和液烃两者就从交替的供料圆环流经向下移动的催化剂床的整个横截面积。

根据本发明的另一特征，在容器中间高程上的供引入冷激气的系统是用以维持催化剂的活塞式流动向下流经容器的。冷激气是通过由倒置的V形流道覆盖着的许多横向延伸的管子构件引进的。每一流道上都叠置着一根冷激气供气管，并用以使在尖点上的催化剂向外和向下折流转向。每一个分配器流道最好沿横边的下缘开有许多延长的缝隙。这些缝隙，可供引经横向管子的向上流动的工艺气体和冷激气两者形成气体的侧向再分布通道。

此外，本发明还涉及在操作中更换催化剂的方法和装置，而在催化剂床里取出催化剂点周围的催化剂颗粒不产生局部的飘浮或沸腾，这是通过一对流动通道，使一液烃流以层流的流动方式，流进或流出反应器容器。每一流动通道，在长度上其横截面积其本上是恒定的，其直径至少五倍于流动在该反应容器至少一个，最好是两个可承压的催化剂密闭料斗之间的催化剂的平均直径，这两个密闭的料斗分别用以向催化床的顶部供应新鲜的催化剂，和径底部取出用过的催化剂。再者，每一流动通道上至少有一个在管线上的控制阀门，其通孔直径基本上同流动通道的直径相同，还有至少一个辅助流体通道，用以引入流动流体用来冲刷来自通道中的催化剂颗粒至浆料通道。最好，冲刷流体是一种液体，可选择在催化剂未被移动时从管路上倒流的氢流，这样催化剂颗粒就可被拦阻住进入流动通道，在进入流通管时也可避免结焦。料斗容器要按要求选择可承受住压力的，以导致由液体夹带的催化剂可以层流流动的方式，提供更换的催化剂到反应器容器的上部，并从容器的底部取出用过的催化剂。按照要求，每一流动通道是以一根倒置的丁形管为其特征的，这一丁形管包括一个液流和夹带的催化剂的入口，反向的向上流动部分，基本上比向下的通道要短些。更为可取的是，反应器容器中取出催化剂的入口部分是安排在锥形的床层支承滤网未开孔的中央部位之上，这样，催化剂的取出位置是靠近床底，但基本上是离开向上流动的液烃原料和氢气流的同心供料通道。这样可避免气体夹带在催化剂入口点周围床层沸腾的催化剂浆料。

这里所指的“催化剂”，包括与原料流能相互作用的其他颗粒，例如吸附剂或其他流体接触物。

从以上的概述很清楚有几个明显的因素是直接属于有效地利用一给定的工艺容器的，即催化剂床是以活塞式方式流动并同以最大的空间速度与之逆流流动的液烃和气体流接触而不发生沸腾。这些明显的因素是：1）根据催化剂颗粒的密度，体积和尺寸，可预选烃原料流的流速和压力;2）在烃流体流动过程中，控制床层的沸腾和/或飘浮;3）催化剂颗粒在移动床中以层流流动的方式进、出流动，供更换或再生催化剂而不发生床层的沸腾或飘浮;4）烃原料的液体和气体组分以交替的同心圆环的供入形式均匀地进到整个催化剂移动床中，这样可迅速地克服容器中的压力变化或干扰，并可长时期地（数千小时）恢复气、液交替的过程运行;5）气体组分沿着移动床的轴向长度再分布。

本发明的进一步的目标和优点，从以下有关本发明的方法和装置的优先实施方案的详细说明，并结合所附的示图，就可变的更为明朗。

在附图中：图1是典型的加氢操作容器的简明视图，是本发明特别针对的，当催化剂以连续的活塞式流动的方式流经向上流动的液烃和气流时在操作中更换催化剂的容器示图。

图2是同心圆的和径向的催化剂床的截维形或角锥形滤网的支承装置的底平面视图，取自图1的2-2方向。

图3是滤网和支承装置的立面视图，取自图2的3-3方向。

图4是从反应器床层取出失活催化剂的另一种层流流动布置的部分立面视图。

图5是催化剂容器的横截面平面视图，取自图1的5-5方向，示出在催化剂床的中央部位，冷激系统和气体再分布的一个较理想的方式。

图6是图5中所示的冷激或分布流道单元之一的部分横截面和透视图。

图7是图5的两行催化剂床的给定高程上的流道单元的较佳安排的透视图。

现在参考图1，所示者包括着本发明方法的一个加氢操作系统。它基础上可提高催化床10的连续催化活性，以及可有效地利用一给定体积的单个反应器容器，如反应器容器11这两者。容器11正如由它的圆柱形侧壁厚度12和拱型密封头13和14所表明，是设计用来在高至约300个大气压（约4500磅/英寸2）压力，和高至约650℃（约1200°F）的温度下，使一液烃流同含氢气体的混合物料进行反应。这类液烃原料流和反应气体最好是预先混合好，并以单一的流束，通过管路16，引入底封头13。

为了保证在液烃原料流和含氢气体在加氢操作过程中可得到最大的催化剂效益，在容器11的设计容积中装入尽可能多的催化剂是很重要的。因此，正如图中所表明的那样，催化床10的支承装置17是放在容器11的尽可能低的地方，以保证氢气能在液烃流中完全而又充分地弥散。同时，催化床的顶部是接近凸型封头14的顶部，同时又留有足够的空间21，供分离从中心管18排出的形成产物中所夹带的任何催化剂。为了保证从中心管18排出的流体产物不夹带催化剂，在床层表面20的上方空间21中可安装一个滤网15。新鲜的催化剂通过穿经滤网15的管子19，加在床层表面20上。更合乎要求者是床层的上高程，以20表示，最好由一伽玛射线吸收测量加以连续地控制，这可由放在床层10的顶部20的伽玛射线源22和伽玛射线检测器24做到，伽玛射线源可采用放射性同位素，铯137，放在反应器内部。另一种做法是射线源可采用电可控源，如热中子激发的伽玛射线发生器。检测器可采用电离管，如盖革-弥勒计数管或闪烁检测器。适用的射线源和检测器由罗兰工程公司制造。与本发明相一致，通过检测表面高程20，就有可能保证催化剂总量是维持在最佳的高度上，反应器没有充填过多。反应器充填过多，就会增加催化剂在每次输送末了，在输送管路上的隔离阀门关闭时产生挤压的机会。床层高度的控制对于确定床层的沸腾现象是最小的也是必需的，还可对选择好的催化剂，避免烃原料和氢气向上流经床层10时有偏离设计流率的不希望有的现象。为了达到这一目的，供向催化床的催化剂颗粒的密度，形状和尺寸是按照原料流的最高设计速率选择的，以防止发生沸腾现象。这一控制保证了床层10以活塞式的流动方式缓慢地向下流经容器11。催化剂的选择是通过在一大型的中间试验车间运行中测量床层的膨胀确定的，中间试验用烃，氢气和催化剂运行，如以后所说明的，并在例2中阐明。

为了进一步保证活塞式流动方式能连续地穿经全部的床层长度，尤其是在底部，床层的支承装置17特别采用圆锥或多边截锥的外形。

如在图2和图3的较好方案所示，在图2能看得更好，床层的支承装置包括有一系列的环状多边形，且接近于圆环的形状，是由许多在径向辐条构件26间的扇形板27构成，径向辐条构件从中心的不开孔板25延伸至容器11的侧壁12。如在图3所示，辐条26基本上是平板状并将容器的圆周分成许多扇形区（在这一情况下是分成8个扇形区），并同时支承着由环形或圆周形板27所构成的支承装置17的外八角形环23的端部，在每一种情况下，径向辐条或筋板26，圆环扇形板27构成了许多同心圆环，或圆形多边形，用来支承圆锥或角锥形的钻孔板或滤网28。这样，滤网28对从容器11的下部上升的液体和气体两者都是可透过的。

如在图3所阐明的，同心的环状多边形的特殊功绩是当每块板26和27轴向延伸平行于容器11的侧壁12时，液烃原料同氢气混合进入床层就由重力分成由每对辐条26间的相邻扇形区构成的径向交替的气体和液体环形通道。这样两相流体就可向上流经滤网28下面的交替的同心圆环通道。在每一圆环道通中气体从液体上的优先分离包括一个气体的上部环形扇面区叠置在充满着液体的下部相邻环形扇面区。因此，两种流体就有了相等的，环状相连的通过滤网28的通往床层的通道。许多液烃的和氢气的交替同心圆环保证了两相流体平稳又相等地供入整个滤网28的横截面积再进入床层10。在其他的一些因素之中，我们特别发现这样的结构最能平稳又相等地分布到整个催化剂床的整个横截面积上。均等地分布在床层10的整个直径上，使床层支承装置17截锥处的中心板25的正上方形成一个静止的流动区。这就可减少产生局部沸腾或涡流的潜在可能性，这种涡流可在催化剂床催化剂取出点的倒置丁形管29的入口30处产生，这样就可保证从催化剂床10里来的催化剂和液体的局部层流流动。均匀地供应液烃原料流和氢气，由支承装置17的板27的入口侧的进气室33供入是特别是变得方便，进气室33是由支承装置17和延伸至容器11整个横截面的圆形平板构件31围成的。平板31包括由许多穿过平板31的相似的大直径管32形成许多的开孔。每一根管子直径有数英寸，并轴向延伸到相似的深度，约有4至6英寸，至板31的下面，管子32为进入进气室33的烃原料和氢气的混合流提供了相等的通道。从进料管线16来的原料流均匀地分布进底部的进料总管35，利用折流板34可能会有所帮助，以保证可能含在进料流中的氢的大汽泡也会相等地分布在板31的整个横截面上，并均匀地分布在每一根管子32上以进入进气室33。管子32的长度可选择使在板31下面有一个适当的气体压头，用来抑制进入总管35的供入原料的波动。

正如以上提到的，分成每一个单独的圆环和径向的扇形区的轴向延长的板27，为液体原料和氢气两者提供了进入催化剂床10的相等通道，板27还分段安排在滤网28的下面，使催化剂床10入口侧的整个直径上都有效地形成烃原料和气体交替的环形通道。因此，在催化剂床10的进口处，没有一个单独的地方，可能变成无论是气体或者液体分离的或优先的流通通道。再有，如果由于液相使滤网28全润湿了而形成压力波动，气体流动的恢复，可通过径向板26和板27之间的每一块扇形板的宽大宽度得到帮助。

图3所示的为了均匀地分布液烃和氢气原料的进气分布器31的布置可加以改变，即可延长或缩短管子32，以形成进入进气室33的均匀分布的圆柱形通道，同只有适当直径的钻孔相比较，采用管子有特殊的优点，因为在板31的下面，围绕着各个管子32的地区会形成一种气室。我们发现这样是合乎需要的。因为这种在板31下面的气室。可以缓和供向反应器容器的液体和氢气混合物因为流动变化所形成的压力波动。不过管子的长度要在能维持这种功用的情况下尽可能地短。这是因为应该要求容器11的所有的有效加氢气间尽可能不做别的用途，而只供原料流同转化催化剂接触。同采用管子和结合钻孔相比较，采用管子的特殊优点是设计的流动分布流型，可维持在很宽的流速范围。利用管子及钻孔，气体往往流向钻孔，而液体流向管子。不过当钻孔堵塞了或者气体流速增加了，气体也就会从管子中找到新的通道，这样就会形成潜在的不希望有的非设计流型。

为了进一步帮助催化剂床10沿其轴向长度维持活塞式流动，在本发明的优选方案中还有额外的配备，即在床层10中有许多轴向间隔布置的氢气或冷激用氢气的再分布装置。在图1的布置中，示有穿经床层10轴线的单个倒置的角钢构件40的气体再分布装置39。冷激系统39的细节从图5至图7中可以看得更清楚，其中有许多倒置的V形流道40，至少有一行均等地分布在容器11的横截面上。如在图7所示，有一气体喷射管线42，通过从总管44和支管45来的延伸至每一单独流道40的延长管子41，向每一单独的管子41供气。更合乎要求的，但不一定是必需的，可如图7所示的那样，可在第一排流道40的上面，轴向间隔地布置第二排流道，每一排上的流道与另一排流道位置错开90°。每一个单独流道的结构40从图5可以看到更清楚，其中的分布管41包含有许多排出孔48，最好使沿管子41的整个长度，氢气能按比例均等分配，最好孔48是在管子41的上边，以便离开管子的气体被迫向下流进流道40，同从床层10下面：由流道40的V形边49所封闭的上升气体汇合。较为可取的是，由边49所形成的每一裙部的整个长度要包含有间隔均匀的缝隙50，以便排出从管路42进入的冷激气体和从床层10上升的气体。本布置的一个特殊价值是，在冷激系统下面的一部分床层中的气体可能形成的沟流，在此就可再分布流经床层的整个横截面，进一步地避免产生局部热点，涡热，或沸腾于床层10的上部。

根据本发明的另一个重要的特征，图1示出一个催化剂的更换系统，它一般包括经过一对耐压的密闭容器，即供料料斗70和加料料斗60所构成的一系列密闭容器来输送新鲜的催化剂去催化剂床10。还有一系列相似的密闭容器，包括出料料斗80和废料料斗90，用来输送催化剂出催化剂床10。如有必要，也可只有一对料斗用来排出和加进催化剂，虽然配管和随后的过程将比较复杂。在这两种情况下，输送流动特别设计成以层流的方式输送液体浆料，以避免催化剂颗粒输送去容器11时发生不必要的磨损，以及避免上层的催化剂有突然的搅动，不然其后果是催化剂从容器11的底部丁形管29的入口30被取出时催化剂床10会发生沸腾和涡流。

为了达到以层流的流动方式，使加料料斗60输送催化剂去容器11的顶部，以及从催化剂床10的底部由出料料斗80取出催化剂，容器11同料斗60或80之间的压力差必须加以精确的控制，这是很重要的，这可通过检测容器11与供料管路61或排料管路82之间的压力差来加以控制。当截止阀64或84初次开启或关闭时，压力差最好是零。容器11与线路61之间的压差是用压力表63和压力检测器62和65加以测量。差压压力表83和检测器81和85起着类似的控制作用，用来控制从容器11底部经阀门84将催化剂输送到出料料斗80中去。

特别是关于从料斗60送出催化剂，当然应该知道，这一料斗必须能经受住比容器11的操作压力稍高的压力，并需严格地控制，催化剂从贮料料斗70输送到料斗60是以层流的方式输送的。

为了这一目的，正如所示明的那样，料斗70和60是处在大气压力下，催化剂首先是经过管线101和阀门102上的漏斗100引进到贮料料斗70中，再由经过管线104和/或管线71的氮气冲经料斗70，以除去在催化剂中可能存在的空气和水份。无论在催化剂引入之前或之后，料斗70要充以精加工的烃流，最好是瓦期油，以提供必须的液体料浆，供混合和输送催化剂用。这样做既可或者通过管路101，阀门102和漏斗100，也可通过管路104，阀门105和管路106。然后再关闭阀门102。

不过有一个重要的要求条件，那就是在输送液体去加料料斗之前，供料料斗70的压力必须与加料料斗60取得平衡，当然，加料斗60与容器11之间的截止阀64是关闭的，阀门67，68和78也是关闭的。在阀门64，67，68，78和102是关闭了，而且料斗60和70之间的压力也取得了平衡了，输送阀75就可打开，以便提供相同直径的通路，使催化剂料浆能够流出丁形管71的通道去料斗60。输送是通过调节从管路104经过阀门105引进的氮气流速和压力加以精确控制的，压力和流速要调整到正好可保证催化剂以要求的层流方式流入丁形管71的入口72，再向上流经管路76而进入催化剂的加料容器密闭料斗60，以层流方式输送催化剂经过丁形管71完全是在液相的状态，催化剂则是在真空汽油的浆料中。全部催化剂的输送是受益于料斗70下部的漏斗形状79，以及在79尖顶上的丁形管的入口72的位置。如果在料斗70的催化剂全部输送到料斗60，来自料斗70的冲刷油就自然会将所有催化剂清除出管路76。不过，为了保证全部的催化剂都通过阀门75（阀门不要关紧，磨蚀性的催化剂有刮伤阀门或阀座的潜在危险），最好再从管路77经过阀门78引进额外的冲刷流体来清理管路76，然后再流回料斗70或向前流入料斗60。

催化剂以这样的方式装进料斗60，类似的方法也可在层流的条件下，以料浆的方式，通过供料管路61把催化剂输送入反应器容器11并把它分布在催化剂床10的顶部20上。当然，如果有需要，也可利用一折流板23来将催化剂均匀地分布在床顶20上。不过，我们发现，这样的辅助分布并不需要。在将催化剂从密闭料斗60输送到容器11时，应当知道，料斗60的压力要达到反应器容器11的压力，这是通过阀门67喷进氢气而做到。油应当加热到与容器11里的反应剂的温度尽可能的接近，但油不能使之汽化。我们发现这对降低加到反应器容器的新催化剂的热冲击特别的重要。一旦达到这一要求条件，阀门64就可打开，以便输送催化剂。液体浆料的实际层流输送是由阀门67加以控制，即由节流来自管路66的氢气的流速和压力加以控制。催化剂输送完毕以后，冲刷管路69上的阀门68要暂时打开，以便在阀门64关闭之前，使任何留在管路61和19里的催化剂都得到清除，其理由前面已经提到。料斗60中过剩的氢气压力可通过任何适当的分支管路，流回加氢操作系统的公用氢气源中（未表示出来）。

从催化剂床10的底部以基本上是连续或间歇的方式输送出失活的催化剂以供再生或废置，容器11也以同样的方法控制着密闭容器80或排料料斗。在将全部的催化剂输送在本发明系统中时，从丁形管29的入口30起，经过管路82，包括阀门84的通孔，其通道的直径和横截面积都是均匀一致的。同理，从排料料斗80向废料料斗90的输送是经过丁形管86的入口89至管路92的排出口98，其中包括阀门94，而进入料斗90的。

一般说来，这些层流流动通道的直径至少是所流通颗粒直径的五倍，而且可高达50倍或者更高。因此为了避免挤压或堵塞，管路71，108，29，86和96的相应入口72，109，30，89和99都不是扩口的，或者有其他的节流或钻孔，所以所有的流动都是完全地和直接地通过这些入口的完全相等的通孔。在催化剂从反应器容器11取出的情况，管子29的入口是位于催化剂支承滤网装置17的中央无孔区，因此它也就离开了从最内边的环形通道上升的氢气流的直流流动区，该环形通道是由侧壁27和分割辐条26构成的。这样就保证了流进入口30的基本上是液体同催化剂颗粒混合的浆料。这种在层流条件下的混合，可产生流体的最大运送容量。此外，丁形管29的迥弯的外部尺寸或者丁形段的弓形部分是入口30及其相连流动通道的直径，包括朝下的部分的数倍。管子29的入口30以上的部分，比丁形管29的其余部分，包括下至控制阀84的部分要短许多倍，体积也要小得多。保持管子29的这一部分较小的特殊好处是可避免，当每次催化剂输送结束，那一部分的管路清理完后，需要强迫一定量的催化剂回至催化剂床11以抵销在催化剂床10的重力头。

较为可取的是，当催化剂不输送的时期，可让少量的氢气连续地流经阀门88，通过丁形管29进入催化剂床10，以保证催化剂颗粒不致于堵塞入口30。这样可避免在管子29的入口30上有潜在的结焦现象。这样的安排可保证不需在丁形管入口30的催化剂床中造成人工的沸腾或流化现象，就可以层流的方式取出催化剂。

由于在本布置中不需要像先前的技术一样，在催化剂支承滤网装置17的中央开孔，以便依靠重力排出催化剂，所以整个系统的操作就可能不需采用固体输送阀门。因此，本装置中的每一个输送阀门都优先采用在一可转动的球体上有一个单一的通孔的普通球型阀门。

尤其是我们发现普通的阀门用于输送和控制烃，催化剂和氢气进出容器11，必须密封住容器同输送料斗之间高的压力差。当催化剂的输送管路采用本发明方法时，利用由钨铬钴硬质合金制的，通孔直径同进，出口管路直径相同的金属密封的圆球形闸门，能提供最优秀的服务。再有，它们的成本以及在如此苛刻使用场合的现成的有效性，使它们无论在初次的装置或以后的维修更换中都有最经济的效益。Kaymr和Mogas公司制造的阀门在本方案中特别地有用。再有，在这一安排中允许催化剂的输送几乎专门是以液相的方式出现的，这样就可减少催化剂颗粒在输送过程中的磨损和破碎。再有，不夹带气体基本上提高了催化剂颗粒液体输送的效率，并进一步减少了催化剂潜在的损坏。

图4所示是催化剂床的角锥形支承装置17底部的部分视图，示出了用层流液体输送催化剂的另一系统。在这一方案中，L-阀是由立管54和水平管52构成，用以从催化剂床10中取出催化剂颗粒。如图中所示，入口56是优先放在由滤网支承装置17构成的无孔的截锥部25的中央上方。然而这一装置同图1所示的方案相比是比较不受欢迎的，这样的装置只适宜于用在层流条件下催化剂浆料的流动。

无论是图1的丁形管或图4的L-阀布置，耐压的密闭的排料容器80要升压到等于反应器容器11中的压力。打开阀门84后，催化剂的流动就由阀门93调节控制其流量如图1所示。这样的流动使管路82以及密闭排料容器80里的压力下降到足以使催化剂颗粒，当输送阀门84打开时产生层流流动。

在阀门84经由管路87来又经阀门88的真空汽油冲刷之后再关闭了，容器80中的剩余催化剂就通过丁形管86和锥形滤网121下面的排放管120放掉。冲刷油然后又经阀门93送入以冲刷剩余的催化剂和冷却催化剂。容器80可按需要充填和排放许多次次。然后将容器80的压力降至稍低的压力（大约50磅/英寸2表压或更低）。容器90中的压力也使之等于容器80的压力，然后打开阀门94。然后再通过阀门110来控制压力和流量，使催化剂产生层流流动，流经丁形管86进入容器90。阀门94则用流经阀门107的冲刷油冲刷再关闭。冲刷油再经锥形滤网123下面的排放管放掉。如果有必要，催化剂也可用经过阀门110的水冲刷。容器也必须由经过管路110送入的氮气置换出其中的氢气。最后，把容器的压力全放掉，用水作为载体，通过丁形管96，由流经阀门110的氮气控制催化剂在排出管124中的流速，把催化剂卸出。

以下是根据本发明方法步骤进行运行的过程例子，以及利用本发明上述方案的装置的例子。

例1在一个半工业规模，每天处理100-200桶原料的渣油转化中间试验车间中，以上所述的催化剂输送方法，进行50次以上。在每一次的输送过程中，大约有2立方英尺的催化剂在典型的渣油脱硫工冲（RDS）下，从连续操作的反应器容器中运进和运出。在流经一内径比催化剂颗粒大八倍的管子时，催化剂的输送速率达到每小时16立方英尺。利用在试验床中放催化剂颗粒的放射性寻踪标记，证明到了催化剂的活塞式流动以及没有产生床的沸腾现象。

在运行中特别显示出来的本发明的明显特征包括：（1）由Kaynr和Mogas公司制造的球型阀门可用来隔离RDS反应器和催化剂输送容器，不需用输送固体的阀门来输送催化剂;（2）催化剂床的高度及其沸腾现象，利用伽玛射线源及检测器是可以充分地得到监控;（3）丁形管（所有向上流动的部分要较向下流动的通路为短），可以通过层流流动的方式，满意地输送催化剂颗粒而不发生局部的沸腾现象;（4）利用带锥形支承座的原料流体入口分布器装置及同心的环形扇形板，避免了在催化剂床底部产生沸腾现象，并且由于形成了交替的气、液同心环，使气体和液体得到了合适的径向分布;（5）同用相同的催化剂尺寸，形状和密度的一种会引起床层沸腾（膨胀）的催化剂作比较，另一种尺寸、形状相同，但密度比较小的催化剂却没有发生明显的床层沸腾（膨胀），表明两者有基本上的差别;（6）依靠重力将催化剂输送进、出一个装在反应器容器里向下移动的催化剂床，同时连续操作一个加氢操作系统，使从催化剂床下部来的液烃原料流和含氢气体以单一的流速起反应，当它们向上流过并从反应器顶部出去时形成逆流而不现现分离现象将是可行的;（7）由于催化剂是间歇地排出，所以催化剂床以活塞式流动的方式逆流向下流经反应器。

例2从前面在例1所述的流动条件下在一个装置的试验，证明前面的机械的和水力学的因素的有效性，可用来实现以烃和氢气逆流流经一催化剂移动床的加氢处理过程如下：在一中间试验车间，每天处理4桶烃原料，氢气的压力为2200磅/英寸2，催化剂床的膨胀测量，是按表1所列的不同催化剂尺寸、形状和密度的催化剂床中，以工业规模的流速进行的。每一类型的催化剂是单独试验的。床层的沸腾（膨胀）是用所安设的伽玛射线源和检测装置检测其10%的床膨胀率。表Ⅰ所示的是几种催化剂在每桶原料有5000标准立方英尺氢气的再循环速率下，产生床层膨胀率10%所需的流动速度。这一结果同例1的半工业规模车间所测得的床膨胀是一致的。

表Ⅱ是一套类似的运行记录，采用表Ⅰ试验条件下的三种相似催化剂，但液体粘度、液体密度，和烃原料及气体的压力，在表Ⅱ中的均较表Ⅰ中的为低，以配合一套不同的工业运行条件。在表Ⅰ和表Ⅱ中，催化剂颗粒的尺寸、密度和形状，对原料中的气体和液体组组分的不同流动条件的影响都很明确地表示出来。烃处理过程的设计进料速率，是按标准的定标方法计算的，即以流经催化剂床的直径为11.5英尺的反应器容器，每天流进千桶原料（MBPD）的数值表示。

工业用的催化剂一般是以在选定的速率下发生飘浮或沸腾为根据进行选择的，但选定的速率基本上要比正常的设计速率高出100%以上。此外，这些试验表明，有些工业催化剂，如果它们的颗粒有高度的均匀度，并且有足够的强度足以维持它们的整体性，在搬运进、出反应器容器时不产生磨损和破碎，则在合理的设计供料速率下将不会飘浮起来。

例3在一个四英尺直径的容器，每天以多至8000桶的水和275标准立方英尺/分的空气做“冷模”操作。前面描述的和图中所示的液烃的入口和气体分布器，以及氢气的再分布和冷激装置的特性，都加以定标和试验。流动测量和水下摄影证明，入口液体和气体的分布在容器的催化剂支承滤网的整个横截面面积上都是均匀的。上升气体流经倒置的V形流道的再分布显得特别地有效，甚至故意地让气体在再分布器装置下面分布不好时也是如此。

总而言之，这些试验结果表明，本发明有可能使通过以气、液交替的圆环方式导入的流体，在一个不足以引起床层沸腾的速率下，使均匀分布的氢气和液烃连续地流经一密实充填的催化剂床，以充满反应器容器的整个体积，而所选择的催化剂的密度、形状和尺寸足以避免在所要求的供料速率下引起床层的升起。（催化剂是在一大型的中间试验车间，以烃、氢气和催化剂在设计压力和流速下运行，测量床层的膨胀才选用的）。在所要求的流率下，在以周期性或半连续性的基础上，使在液流中的新催化剂以层流的流动方式加到催化剂床的顶部，催化剂就以活塞式的流动方式向下连续地流经容器。催化剂的取出，也是以催化剂的液流，在层流的流动条件下，从催化剂床的底部流出。这种流动的入口，是不与流经床层的气流直接接触的，而且流动通道的横截面积基本上都是恒定的，并且直径要比催化剂颗粒的直径大好几倍。

结构上的安排和在操作中进行更换催化剂的步骤的各种变化和改动，使加氢操作容器的生产能力有更大的经济效益，这对熟悉技术的人员是可以做到的。在所附的权利要求范围内的所有这种变化和改动，都确认是包括在权利要求范围内。

表1催化剂床膨胀研究的试验结果氢气和冲刷油的压力2200磅/英寸2液体密度51磅/英寸3，粘度1.1厘泊气体密度0.49磅/英寸3，粘度0.016厘泊床层膨胀10%的流速每桶原料用5000标准立方英尺氢气在11.5英尺内在油中的    液体流速    气体流速催化剂    相对尺寸    形状    骨架密度    颗粒密度    径反应器的有效密度（1）    英尺/分    英尺/秒MBPDA    1    圆形柱    2.69    1.05    0.55    0.46    0.11    13B    1.6    四角形片    3.55    1.03    0.56    0.60    0.14    17C    2    圆柱形    3.61    1.60    1.05    0.46    0.11    13D    3.2    球形    2.33    0.60    0.21    0.32    0.07    9E    3.2    球形    3.63    0.83    0.47    1.38    0.33    40F    3.2    圆柱形    3.58    1.37    0.89    1.38    0.33    40（1）在油中的有效密度＝在油中包括浮力的颗粒密度。

＝（骨架密度）（骨架体积%）+（油密度）（孔隙体积%）-油密度。

表2催化剂床膨胀研究的试验结果氢气和烃的压力1000磅/英寸2液体密度48磅/英尺3，粘度0.56厘泊气体密度0.23磅/英尺3，粘度0.013厘泊床层膨胀10%的流速每桶原料用5000标准立方英尺氢气在11.5英尺内液体流速    气体流速催化剂    相对尺寸    形状    骨架密度    颗粒密度    径反应器的英尺/分    英尺/秒MBPDC    2    圆柱形    3.61    1.60    0.53    0.13    15E    3.2    球形    3.63    0.83    1.38    0.33    40F    3.2    圆柱形    3.58    1.37    1.50    0.50    60