一种煤焦油全馏分沸腾床加氢方法与流程

本发明属于加氢
技术领域：
，具体涉及一种沸腾床加氢方法，特别是一种煤焦油全馏分沸腾床加氢方法。
背景技术：
：煤干馏和煤气化是煤化工工艺的重要组成部分，原料多以不粘结性煤或弱粘结性煤为主。褐煤、长焰煤、气煤等不粘结性煤或弱粘结性煤都含有丰富的有机质，在干馏时产生较多的煤焦油。随着我国煤热解产业的迅速发展，煤焦油年产量不断上升，煤焦油经催化加氢生产燃料油品，对缓解我国石油供应不足具有重要意义。煤焦油中含有一定的固体杂质、较多的硫、氮、金属等污染物，一般的加工方法难以有效加工。目前，煤焦油全馏分加氢常采用沸腾床加氢方法。沸腾床加氢反应指原料油(主要为液相)、氢气(气相)在催化剂(固相)上进行加氢反应的过程，加氢反应主要发生加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、加氢饱和、加氢裂化等。反应器在气、液、固三相的沸腾状态下操作，催化剂在从反应器底部进入的原料油和氢气的带动下，处于沸腾状态，与固定床加氢反应器处于完全不同的流体状态。沸腾床加氢反应可以处理高金属、高沥青质含量的劣质原料油，反应具有压力降小、温度均匀、可以在线添加卸载催化剂以保持催化剂活性等特点。沸腾床反应器的特点之一是可以进行催化剂在线添加和卸载，该特点对煤焦油具有较好的适应性，因此采用沸腾床对煤焦油进行加工处理是具有良好前景的方法。目前存在两种主要类型的沸腾加氢技术，一类是采用油相循环的方式，如usre25,770中描述的沸腾床工艺，此工艺在实际应用中的不足在于：为保持液固分离效果，反应器内催化剂用量不能太多，反应器利用率低，工业沸腾床反应器利用率一般只有40％左右(利用率一般指催化剂装填量占反应器容积(不计封头空间)的百分数，固定床加氢反应器利用率一般90％以上)；反应器有较大空间是液体物料在没有催化条件下的停留时间过长，此部位没有加氢反应，物料在高温下容易反应结焦。另一类是在反应器内设置三相分离器，在反应器内上部进行气-液-固分离，如cn02109404.7介绍的沸腾床反应器，按该方案通过设置内置三相分离器，可以提高催化剂的用量，即提高反应器的利用空间，但在实际使用时，催化剂用量提高用限，如果催化剂用量增加，三相分离器的分离效果快速下降，实际上比第一类沸腾床反应器利用率提高有限；cn101721961b对上述技术进行了进一步改进，在三相分离器下部设置导向结构，利用导向结构，增加三相分离器的操作弹性，确保三相分离器的高效分离，减少催化剂的带出量，提高催化剂藏量，提高反应器利用率，但在使用时，仍需在三相分离器下部一定区设置催化剂稀相区(如其附图所示，该区域催化剂量很少，基本不发生加氢反应)，否则三相分离器的分离效果仍不能满足要求，而稀相区的存在，影响反应器利用率的进一步提升(虽然其说明书中指出反应器壳体内的催化剂装量可以为反应器容积的40％～70％，但一般也只有在50％左右的情况下可以稳定运转)，也影响加氢反应效果，并且反应器规模放大后，催化剂装量更难以提高，难以达到实验装置的效果。后者虽然理论上不需循环油，但在开工、停工、操作异常时会造成催化剂难以达到稳定的沸腾状态，操作稳定性不足。因此，如何提高沸腾床反应器的利用效率，提高反应效果，提高装置的稳定性，是本领域需要解决的技术问题。除此之外，对于煤焦油全馏分来说，具有馏分宽、组成复杂、杂质种类多等特点，这些大小相差悬殊的各种分子需要不同程度的裂解和加氢反应，但如果给它们相同的裂解深度，势必会使小分子裂解成气体烃类分子从而产生大量的气体，进一步采用沸腾床进行加工处理时，造成沸腾床反应状态下的气液比过大，影响沸腾床催化剂用量和稳定操作，进而大大降低目的产物的产率。因此有必要把大小不一的各种分子分别在适宜的条件下进行加氢处理。有鉴于此，特提出本发明。技术实现要素：针对现有技术的不足，本发明提供一种煤焦油全馏分沸腾床加氢方法，在现有技术的基础上，可以有效解决煤焦油全馏分沸腾床加氢存在的稳定操作问题，进而提高加氢效率。本发明的另一个目的在于进一步提高反应器的利用率(即提高反应器内催化剂藏量)，可以进一步提升加氢反应效果，提高装置操作的稳定性。本发明煤焦油全馏分沸腾床加氢方法包括如下过程：(1)煤焦油全馏分经过加热至沸腾床加氢反应所需温度，然后与沸腾床反应器的循环油混合；(2)步骤(1)的混合物在氢气混合器中与氢气混合并溶解氢气，然后进入气液分离器；(3)步骤(2)气液分离器顶部的气相从反应器顶部进入固定床加氢反应器，气液分离器底部溶解了氢气的液相从反应器底部进入沸腾床反应器与沸腾床加氢催化剂接触，进行加氢反应；(4)步骤(3)所述的沸腾床反应器内上部设置气、液、固三相分离器，三相分离器分离出的气相从沸腾床反应器顶部排出至步骤(3)所述的固定床加氢反应器，三相分离器分离出的液相通过循环系统至少部分作为步骤(1)的循环油。本发明方法中，步骤(1)中所述的煤焦油全馏分与循环油的体积混合比例为1：0.5～1：6。本发明方法中，步骤(2)氢气混合器中的氢气用量与煤焦油全馏分标准状态下的体积比为150：1～1000：1。本发明方法中，步骤(3)的固定床加氢反应器的操作条件为反应温度280℃～500℃，反应压力5mpa～25mpa；标准状态下氢油体积比500:1～2000:1和液时体积空速0.1～2h-1。本发明方法中，步骤(3)的沸腾床反应器的操作条件为反应压力5～25mpa、反应温度200～500℃，不包括循环油的新鲜原料与催化剂体积相比的体积空速为0.1～2h-1。本发明方法中，沸腾床加氢催化剂为固体颗粒，颗粒直径为0.6～2mm，催化剂以氧化铝为载体，以mo、w、ni和co中至少一种为活性组分，催化剂在反应器内装量为反应器容积的50％～85％。本发明方法中，沸腾床反应器底部补充氢气，补充氢气量与包括循环油的进料量的体积比为50：1～200：1。沸腾床反应器设置的三相分离器包括内筒和外筒，所述内筒和外筒的上下两端均开口，所述外筒的上端开口低于所述内筒的上端开口，所述外筒的下端开口低于所述内筒的下端开口；所述内筒为直筒段；所述外筒上部为直筒段，下部为锥台形收缩段，所述收缩段的下端开口为外筒的下端开口；所述内筒的下端开口与所述外筒收缩段之间设置间隙，以便于物料通过。所述三相分离器外筒收缩段下部设置直筒段，所述外筒的结构从上至下依次为直筒段、收缩段、直筒段。所述三相分离器内筒内部的中上位置处设置液体排出管线，用于将分离的液体导出沸腾床反应器。本发明方法根据煤焦油全馏分原料的特点，设计了适宜的加工流程。首先，煤焦油全馏分中的含有较多的轻组分，如果全部进入沸腾床反应器，沸腾床的气液比过大，影响沸腾床的稳定操作，而这些轻组分一般不需要沸腾床预处理就可以直接进行固定床加氢处理。因此本发明将加热后的煤焦油原料进行气液分离，轻组分从气相排出进行固定床加氢处理，解决了沸腾床稳定操作的问题。其次，沸腾床在较小的气液比条件下操作，随着反应的进行，气液比逐渐增大，物料性质的变化有利于的稳定“沸腾”状态，同时避免了三相分离器的操作负荷大，分离效果受影响的问题。第三，沸腾床加氢主要以溶解氢为氢源，提高了传质速率，进而提高了反应速度。最后，沸腾床加氢系统与固定床加氢系统深度耦合，没有热量损失，取消了不同反应系统间各种中间设备，投资和运行成本大大降低。同时，经过大量深入研究表明，影响沸腾床反应器内三相分离器分离效果的因素不仅在于三相分离器的结构、物料体系状态，还与地球自转有很大关系。沸腾床反器内气、液、固三相状态，气、液相整体处于向上流动状态，固体催化剂处于沸腾浮动状态。地球自转对上述物料状态具有一定的作用力，形成轻度的旋流作用，在工业较大反应器中，由于规模较大，这种旋流作用更为显现。其结果是催化剂在靠近反应器内壁的区域更为聚集，反应器径向中心区域更为稀疏。这种效应对现有三相分离器的分离效果产生了明显影响，即当催化剂装填量增加时，三相分离器分离出来的固体催化剂沉降回反应器中的阻力增加，被液体物料带出反应器的机会提高，使反应器带出催化剂量增大。为解决该问题，一般是在三相分离器下部设置催化剂的稀相区，以克服催化剂沉降回流的阻力，但该措施的结果是反应器利用率降低，反应效果受到影响。在本发明之前，本领域技术人员并没有认识到影响沸腾床反应器中三相分离器分离效果影响因素的全部内容，进而没有提出适宜的解决方案。本发明在上述研究的基础上，针对煤焦油全馏分沸腾床加氢方法中沸腾床内气液比过大，影响沸腾床稳定操作，以及地球自转对大型沸腾床反应器内物料流态的影响，重新设计了新型的煤焦油全馏分沸腾床加氢方法，解决了现有技术的问题，获得了如下技术效果：1、采用微气泡氢气混合器，使得液相物料中充分溶解氢气，提高氢气的利用率，进一步提高加氢反应效果；2、沸腾床反应器之前设置气液分离器，将煤焦油中的轻组分直接通入到固定床加氢反应器中，避免了因煤焦油中轻组分较多导致气液比过大从而影响沸腾床稳定操作；3、现有技术中，未考虑地球自转的旋流影响，催化剂在一定程度上分布不均，而现有三相分离器将分离下来的催化剂沉降至反应器内壁区域，加剧了这种分布不均，在影响三相分离器分离效果的同时，也影响反应效果。本发明将三相分离器分离下来的固体催化剂在反应器径向中心区域沉降回流到反应器内，解决了高催化剂装填量时，催化剂沉降回流的阻力大问题，保证了三相分离器在高催化剂装填量时仍具有良好的分离效果。可以进一步提高催化剂装填量比例，特别是大规模工业沸腾床反应器的催化剂装填比例。在提高反应器容积利用率的同时，减少或取消了催化剂稀相区，提升了加氢反应效果。克服了地球自转引起的催化剂分布不均造成的影响反应效果问题。附图说明图1是本发明的一种实施例的沸腾床反应器结构示意图；图2是本发明的一种实施例的热高压分离器的结构示意图。其中：1、沸腾床反应器；101、物料入口；102、分配盘；103、反应器筒体；104、导流体；105、外筒；106、内筒；107、催化剂加入口；108、气体出口；109、液体出口；110、反应区域；111、催化剂排出口；112、原料加热炉；113、固定床加氢反应器；114、循环油泵；115、补充氢压缩机；116、溶氢器；117、气液分离器；118、液相排出管线；2、热高压分离器；201、热高压分离器固体排出口；202、过滤筒固定结构；203、热高压分离器气相入口；204、热高压分离器液相入口；206、热高压分离器气相排出口；207、液相分配器；208、过滤筒；209、热高压分离器液相排出口；210、连接部。具体实施方式下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。本发明煤焦油全馏分沸腾床加氢方法包括如下过程：(1)煤焦油全馏分经过原料加热炉加热至沸腾床加氢反应所需温度，然后与沸腾床反应器的循环油混合；(2)步骤(1)的混合物在氢气混合器中与补充氢压缩机提供的氢气混合并溶解氢气，然后进入气液分离器；(3)步骤(2)气液分离器顶部的气相从反应器顶部进入直接固定床加氢反应器中，气液分离器底部溶解了氢气的液相从反应器底部进入沸腾床反应器与沸腾床加氢催化剂接触，在沸腾床加氢反应区域进行加氢反应，避免了沸腾床反应器中气液体积比过大影响稳定运转；(4)步骤(3)所述的沸腾床反应器内上部设置气、液、固三相分离器，三相分离器分离出的气相从沸腾床反应器顶部排出至步骤(3)所述的固定床加氢反应器，三相分离器分离出的液相通过循环油泵至少部分作为步骤(1)的循环油。需要说明的是，步骤(1)所述的煤焦油全馏分可以是各种煤干馏或煤气化过程得到的煤焦油，一般具有馏分宽、含有固体杂质、硫、氮、金属等含量高等特点。煤焦油全馏分与循环油的体积混合比例一般为1：0.5～1：6，优选为1：1～1：3。本发明方法中，步骤(2)氢气混合器116中的氢气用量按与煤焦油全馏分的体积比(标准状态下)150：1～1000：1确定，优选200：1～600：1。在气液分离器117中分离出的气相一般为煤焦油全馏分加热后的气化组分、过量的氢气、循环油中闪蒸出的轻组分等。该气相物料不含有固体杂质，主要为轻组分，可以直接进行进入固定床加氢反应器113进行固定床加氢处理。本发明方法中，步骤(3)的固定床加氢反应器113的操作条件一般为反应温度280℃～500℃，反应压力5mpa～25mpa；氢油体积比(标准状态下)500:1～2000:1和液时体积空速0.1～2h-1；优选为反应温度300℃～480℃，反应压力10mpa～18mpa，氢油体积比500:1～1500:1和液时体积空速0.2～1.5h-1。固定床加氢反应以加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、芳烃加氢饱和、加氢裂化等为反应，催化剂可以根据目的产品分布和质量需求选择商品催化剂。步骤(3)的沸腾床反应器的操作条件一般为反应压力为5～25mpa、反应温度为200～500℃，原料油(不包括循环油的新鲜原料)与催化剂体积(静止状态)相比的体积空速为0.1～2h-1。沸腾床加氢催化剂一般为固体颗粒，颗粒直径(以等体积球形计)一般为0.6～2mm，催化剂一般以氧化铝为载体，以mo、w、ni、co等至少一种为活性组分，同时可以添加相关助剂。催化剂在反应器内装量(以静止状态计)为反应器容积的50％～85％，优选为65％～80％，最优选为72％～78％。本发明方法中，催化剂更新过程中的具体参数可以由本领域技术人员根据反应性能的变化情况进行调，例如，如果反应温度较低，可以适当延长催化剂更新的时间，以便氧化态催化剂的充分硫化；如果减少催化剂更新次数，可以加大每次更新催化剂的量等。本发明步骤(3)中，沸腾床反应器底部可以通过物料入口101适当补充氢气，补充的氢气量与进料量(包括循环油)的体积比(标准状态下)为50：1～200：1。本发明方法中，步骤(4)中三相分离器分离出的液相也可以部分进入步骤(3)的固定床加氢反应器。具体可以根据原料性质，以及加氢产品性质要求具体调整。本发明中方法中，如图1所示，所述沸腾床反应器1具有反应器筒体103，所述反应器筒体103内设置三相分离器，所述三相分离器包括内筒106和外筒105，所述内筒106和外筒105的上下两端均开口，所述外筒105的上端开口低于所述内筒106的上端开口，所述内筒上端开口与外筒上端开口高度差为内筒高度的10％～50％，所述外筒105的下端开口低于所述内筒106的下端开口；所述内筒106为直筒段；所述外筒105上部为直筒段，下部为一锥台形收缩段，所述收缩段的下端开口为外筒105的下端开口；所述内筒106的下端开口与所述外筒105收缩段之间设置间隙，以便于物料通过。需要说明的是，本发明三相分离器内外筒结构的设置，使得待分离的三相物质沿着图1箭头所示的方向进行流通，固体催化剂在反应器的中心沿着外筒下端的出口沉降返回至反应区域110继续参加反应，分离后的液相区处于内筒中，通过管路引至液相出口109排出反应器，分离后的气体通过反应器顶部设置的气相出口108排出反应器。通过上述设置的三相分离器，固体催化剂在反应器径向中心区域沉降回流到反应器内，避免了催化剂在靠近反应器内壁的区域聚集，解决了高催化剂装填量时，催化剂沉降回流的阻力大问题，保证了三相分离器在高催化剂装填量时仍具有良好的分离效果。此外，在大规模沸腾床反应器的催化剂高装填时，提高反应器容积利用率的同时，减少或取消了催化剂稀相区，进而提升了加氢反应效果。同时，本发明的三相分离器的设置克服了地球自转引起的催化剂分布不均造成的影响反应效果问题。现有技术中，未考虑地球自转的旋流影响，催化剂在一定程度上分布不均，而现有三相分离器将分离下来的催化剂沉降至反应器内壁区域，加剧了这种分布不均，在影响三相分离器分离效果的同时，也影响反应效果。本发明中，所述三相分离器外筒105收缩段下部设置直筒段，所述外筒105的结构从上至下依次为直筒段、收缩段、直筒段。通过在外筒105收缩段下部设置直筒段，进一步利于固体催化剂径向中心区域沉降回流到反应器内。本发明中，所述三相分离器外筒105下端开口的下方设置导流体104，所述导流体104为上下两端小、中间大的纺锤形，纺锤形轴向横截面最大处直径为外筒体下端开口直径的1～3倍。导流体104与三相分离器外筒105下端开口之间设置间隙。在三相分离器下部设置外筒105下端开口的下方设置导流体104，利用导流体104，增加三相分离器的操作弹性，确保三相分离器的高效分离，减少催化剂的带出量，提高催化剂藏量，提高反应器利用率。本发明中，所述三相分离器内筒内部的中上位置处设置液体排出管线118，用于将分离的液体导出沸腾床反应器1，液体排出管线112的高度距三相分离器内筒106上部的水平切面的高度为三相分离器高度的2％～10％。本发明中，所述三相分离器与所述反应器筒体103同轴心设置，三相分离器的外筒105通过支撑结构固定在反应器筒体内壁上(图中未示出)，三相分离器的内筒106通过支撑结构固定在外筒内壁上(图中未示出)。通过所述三相分离器与所述反应器筒体103同轴心设置，进一步克服了地球自转引起的催化剂分布不均造成的影响反应效果问题。本发明中，沸腾床反应器1内三相分离器的外筒105上部直筒段的直径一般为反应器筒体106内径的50％～90％，优选为75％～85％。内筒106与外筒105之间的环隙距离一般为外筒105相应位置半径的30％～70％，优选为40％～60％。内筒106上端与外筒上端的高度差为外筒半径的10％～50％，优选为20％～40％。内筒106的下端开口与外筒收缩段之间的间隙为外筒105直筒段半径的5％～40％，优选为10％～30％。外筒105收缩段下端开口直径为外筒105直筒段直径的10％～50％，优选为15％～35％。外筒下部收缩段与水平面的锐角夹角为20°～80°，优选30°～60°。外筒105上部直筒段的高度为0.4～3m，优选0.5～1m；外筒105锥形段的高度为0.2～2m，优选为0.3～0.8m；外筒105下部直筒段的高度为0.03～0.8m，优选为0.05～0.5m。本发明中，沸腾床反应器1内三相分离器上部设置气相空间，气相空间高度为反应器筒体103(不包括反应器封头部分)的0～20％，优选为5％～10％。本发明中，反应器筒体103的底部设有物料入口101(液体原料油和氢气的入口)和分配盘102，物料入口101和分配盘102之间设置一定的物料流动空间。在反应器筒体顶部设有气体出口108，在反应器筒体侧壁上设置有液相出口109。反应器的顶部还设置有催化剂加入口107，在反应器底部还设置有催化剂排出口111，分别用于催化剂的添加与卸载。本发明中，沸腾床反应器1可以根据需要设置其它构件，如温度检测系统、压力检测系统、流体流态检测系统、催化剂分布状态检测系统、物料再分配系统、催化剂在线加入、卸载系统等一种或几种。上述构件可以由本领域技术人员按现有技术确定。本发明中，沸腾床加氢反应系统可以根据需要设置配套装置，如原料泵、换热器、加热炉、分离器、氢气输送系统、反应产物分离系统等。上述配套装置可以由本领域技术人员按现有技术确定。本发明中，根据需要还可以在沸腾床反应器1与固定床加氢反应器113之间设置热高压分离器2(如图2所示)，所述热高压分离器2设置有液相入口204和气相入口203，所述液相入口204位于所述气相入口203上方，所述液相入口204与所述气相入口203的垂直高度差为热高压分离器2筒体高度的10％～50％，优选为15％～30％；所述高压分离器2内部设置过滤筒208，所述热高压分离器的液相入口204与沸腾床反应器的液相出口109连通，所述热高压分离器的气相入口203通过管路通入过滤筒内，过滤筒底部与热高压分离器底部通过过滤筒连接部210连接并与热高压分离器的液相排出口209连通，过滤筒连接部210的高度为过滤筒高度的2％～20％，优选为5％～15％，过滤筒连接部210为网状结构，可自由通过热高压分离器内部的液相，同时能够阻止过滤筒外的固体催化剂进入。需要说明的是，过滤筒208的筒体为丝网状结构，便于气体和液体的流通，本发明中将气相入口203通过管路引至到过滤筒内，气体在过滤筒内外流通，而位于气相入口203上方的液相入口204将液体引入热高压分离器2且位于过滤筒208外，在热高压分离器2内形成气相夹带液相的反向冲刷，进一步提高了过滤效果。同时，在气相向过滤筒208外流动的过程中，通过气相反向冲刷在过滤的同时实现过滤介质的自净作用，可以有效保持过滤筒的长周期运转。根据需要过滤筒208的顶部设置液体分布器207，热高压分离器的液相入口204通过管路引至液体分布器207处；液体分布器207优选为底部封闭、顶部敞开、侧壁开孔的筒体，液体分布器207的筒体高度为过滤筒208高度的1％～20％，优选为2％～10％，且筒体直径与过滤筒直径相同。该结构实现液体与气体形成反向冲刷，并将液相物料沿过滤筒208的筒壁冲刷，液相中的固体被截留在过滤筒外，经过过滤的液体折流冲刷过滤筒208外壁后，进入过滤筒208内，最后经热高压分离器的液相排出口209排出热高压分离器2。通过气相反向冲刷和气相夹带液相的反向冲刷，进一步提高过滤效果。相比较而言，液相中携带的固体量大于气相中的固体量，采用上述结构，能够将液相中携带的较多固体催化剂截留在过滤筒外，大大减少了液相中固体含量，避免对下游管路的堵塞或磨损。除此之外，热高压分离器2的顶部设置气相排出口206，下部设置固体排出口201。过滤筒208与热高压分离器2同轴心设置，过滤筒208的高度为热高压分离器2的40％～80％，过滤筒208的直径为热高压分离器2直径的30％～70％。优选的，热高压分离器2和过滤筒208均为圆柱形筒体。下面结合实施例对本发明做进一步说明，但不构成对本发明的限制。实施例1以表1的煤焦油全馏分为原料，按图1的处理方法进行加氢处理：(1)煤焦油全馏分加热至390℃，按煤焦油全馏分与循环油的体积混合比例1：2与沸腾床反应器的循环油混合；(2)步骤(1)的混合物在氢气混合器中与氢气混合并溶解氢气，氢气用量按与煤焦油全馏分的体积比(标准状态下)260：1确定，氢气混合器采用常规的微气泡混合器，即氢气经过微气泡分散设备分散到油相中，然后进入气液分离器；(3)步骤(2)气液分离器顶部的气相从反应器顶部进入固定床加氢反应器，气液分离器底部溶解了氢气的液相从反应器底部进入沸腾床反应器。固定床使用常规加氢精制商品催化剂，以氧化铝为载体，钼氧化物重量含量为22％，钴氧化物重量含量为5％。固定床加氢反应条件为：反应温度375℃(反应器入口)，反应压力15mpa，氢油体积比1100:1，液时体积空速1h-1。沸腾床排出的液相全部循环。沸腾床加氢反应条件为：反应压力15mpa，反应温度为410℃(反应器中部)，原料油(不包括循环油的新鲜原料)与催化剂体积(静止状态)相比的体积空速为0.5h-1。沸腾床加氢催化剂为颗粒直径1.5mm的球形，催化剂以氧化铝为载体，以mo氧化物重量计含17％，以co氧化物重量计含4％。催化剂在反应器内装量(以静止状态计)为反应器容积的75％，试验时，沸腾床中催化剂的卸出量及补充量均为1吨/天。表1某煤焦油全馏分的主要性质原料低温煤焦油密度(20℃)，g/cm31.02馏程，℃ibp/10％102.8/188.830％/50％245.2/338.070％/90％395.0/445.295％/fbp484.0/--s，wt％0.39n，μg·g－17986表2本发明固定床加氢精制得到石脑油主要性质密度(20℃)，g·cm-30.764馏程，℃ibp/10％52/9730％/50％105/11770％/90％138/159fbp172s，μg·g-1<0.5n，μg·g-1<0.5芳潜，％82收率％35.5表3本发明固定床加氢精制柴油和主要性质密度(20℃)，g·cm-30.884馏程，℃ibp/10％168/21430％/50％227/23170％/90％251/29595％/fbp332/369粘度(20℃)，mm2·s-1凝点，℃<-53冷滤点，℃<-38十六烷值40s，μg·g-15.7n，μg·g-13.4收率％42.5实施例2以表1的煤焦油全馏分为原料，按图1的处理方法进行加氢处理：(1)煤焦油全馏分加热至390℃，按煤焦油全馏分与循环油的体积混合比例1：2与沸腾床反应器的循环油混合；(2)步骤(1)的混合物在氢气混合器中与氢气混合并溶解氢气，氢气用量按与煤焦油全馏分的体积比(标准状态下)600：1确定，氢气混合器采用常规的微气泡混合器，即氢气经过微气泡分散设备分散到油相中，然后进入气液分离器；(3)步骤(2)气液分离器顶部的气相从反应器顶部进入固定床加氢反应器，气液分离器底部溶解了氢气的液相从反应器底部进入沸腾床反应器。固定床使用常规加氢精制商品催化剂，以氧化铝为载体，钼氧化物重量含量为22％，钴氧化物重量含量为5％。固定床加氢反应条件为：反应温度500℃(反应器入口)，反应压力20mpa，氢油体积比1500:1，液时体积空速1.5h-1。沸腾床排出的液相全部循环。沸腾床加氢反应条件为：反应压力20mpa，反应温度为500℃(反应器中部)，原料油(不包括循环油的新鲜原料)与催化剂体积(静止状态)相比的体积空速为1.5h-1。沸腾床加氢催化剂为颗粒直径1.5mm的球形，催化剂以氧化铝为载体，以mo氧化物重量计含17％，以co氧化物重量计含4％。催化剂在反应器内装量(以静止状态计)为反应器容积的75％，试验时，沸腾床中催化剂的卸出量及补充量均为1吨/天。表4本发明固定床加氢精制得到石脑油主要性质密度(20℃)，g·cm-30.766馏程，℃ibp/10％52/9830％/50％104/11570％/90％136/158fbp173s，μg·g-1<0.5n，μg·g-1<0.5芳潜，％81收率％35.2表5本发明固定床加氢精制柴油和主要性质实施例3以表1的煤焦油全馏分为原料，按图1的处理方法进行加氢处理：(1)煤焦油全馏分加热至390℃，按煤焦油全馏分与循环油的体积混合比例1：2与沸腾床反应器的循环油混合；(2)步骤(1)的混合物在氢气混合器中与氢气混合并溶解氢气，氢气用量按与煤焦油全馏分的体积比(标准状态下)200：1确定，氢气混合器采用常规的微气泡混合器，即氢气经过微气泡分散设备分散到油相中，然后进入气液分离器；(3)步骤(2)气液分离器顶部的气相从反应器顶部进入固定床加氢反应器，气液分离器底部溶解了氢气的液相从反应器底部进入沸腾床反应器。固定床使用常规加氢精制商品催化剂，以氧化铝为载体，钼氧化物重量含量为22％，钴氧化物重量含量为5％。固定床加氢反应条件为：反应温度280℃(反应器入口)，反应压力25mpa，氢油体积比500:1，液时体积空速0.5h-1。沸腾床排出的液相全部循环。沸腾床加氢反应条件为：反应压力10mpa，反应温度为250℃(反应器中部)，原料油(不包括循环油的新鲜原料)与催化剂体积(静止状态)相比的体积空速为1.0h-1。沸腾床加氢催化剂为颗粒直径1.5mm的球形，催化剂以氧化铝为载体，以mo氧化物重量计含17％，以co氧化物重量计含4％。催化剂在反应器内装量(以静止状态计)为反应器容积的75％，试验时，沸腾床中催化剂的卸出量及补充量均为1吨/天。表6本发明固定床加氢精制得到石脑油主要性质密度(20℃)，g·cm-30.766馏程，℃ibp/10％52/9930％/50％103/11570％/90％136/157fbp175s，μg·g-1<0.5n，μg·g-1<0.5芳潜，％80收率％34.9表7本发明固定床加氢精制柴油和主要性质密度(20℃)，g·cm-30.887馏程，℃ibp/10％168/21630％/50％225/23270％/90％250/29895％/fbp332/367粘度(20℃)，mm2·s-1凝点，℃<-53冷滤点，℃<-38十六烷值41s，μg·g-15.8n，μg·g-13.3收率％42.0对比例1反应器的基本结构同实施例1，不同之处在于不设置气液分离器，按步骤(1)和(2)的处理方法将氢气经过微气泡分散设备分散到油相中后直接进入沸腾床反应器，然后将沸腾床反应器产生的气相物料通入固定床加氢反应器，沸腾床排出的液相全部循环，试验时，沸腾床中催化剂的卸出量及补充量均为1.1吨/天。某煤焦油全馏分的主要性质、沸腾床加氢反应条件以及固定床加氢反应条件同实施例1。实验结果见表8和表9。表8固定床加氢精制得到石脑油主要性质密度(20℃)，g·cm-30.783馏程，℃ibp/10％45/9630％/50％107/12170％/90％136/158fbp174s，μg·g-1<0.5n，μg·g-1<0.5芳潜，％91收率％33.3表9固定床加氢精制柴油主要性质从实验结果可以看出，与对比例1相比，采用实施例1的方法进行煤焦油全馏分沸腾床加氢反应时，在催化剂的消耗平均每天减少0.1吨时，还可以得到更佳的催化加氢效果。对比例2反应器的基本结构同实施例1，煤焦油全馏分经过加热至所需温度后与循环油混合，再和氢气一起通入到气液分离器，不同之处在于不设置氢气混合器，采用专利cn105238440a的方法，与氢气混合后直接通入反应器。试验时，沸腾床中催化剂的卸出量及补充量均为1吨/天，结果见表10。表10从实验结果可以看出，与对比例2相比，采用实施例1的方法进行煤焦油全馏分沸腾床加氢反应时，降低氢油体积比，提高了氢气利用率，节省操作费用。实施例4实施例4中使用的沸腾床反应器及三相分离器结构如图1，三相分离器分离效果采用冷模进行模拟实验。冷模装置的尺寸为：反应器壳体的内径300mm，反应器壳体的高度3500mm，三相分离器高度400mm，三相分离器的外筒上部直筒段的直径200mm，内筒与外筒之间的环隙距离为80mm，内筒上端与外筒上端的高度差为60mm，内筒的下端开口与外筒收缩段之间的间隙为60mm，外筒收缩段下端开口直径为90mm，外筒下部锥台形收缩段的收缩角(直筒段与锥台形收缩段的锐角夹角)35°。导流体纺锤形轴向横截面最大处直径为150mm。以煤油作为液体，进油量为60～120l/hr；气相选用氮气，进气量为2～4nm3/hr。固相选用粒径为0.7～0.8mm的氧化铝微球催化剂，催化剂藏量(以静止时计)为反应器有效容积(不计封头空间)的55％～80％。试验结果见表11。表11冷模装置试验结果对比例3反应器的基本结构同实施例4，不同之处在于三相分离器采用专利cn101376092b中实施例1的沸腾床加氢反应器及三相分离器结构，反应条件和实验原料本发明实施例4，实验结果见表12。表12冷模装置试验结果对比例4反应器的基本结构同实施例4，不同之处在于三相分离器采用专利cn101721961b中实施例1的沸腾床反应器及三相分离器结构，反应条件和实验原料同本发明实施例4。实验结果见表13。表13冷模装置试验结果从冷模试验可以看出，本发明沸腾床反应器具有良好的固体分离效果，适用的操作区间较广。实施例5按图2结构设计热高压分离器，模拟过滤条件下的气液分离操作。压力为10mpa，温度为270℃，液相为常压渣油，配制100目以下(100目筛下物)的催化剂固体粉末，含量为15μg/g，过滤筒过滤精度设计为30目，气体为氮气，气液体积比为600：1，过滤强度为3600kg/(平方米过滤材料·小时)。经过2000小时运转，热高压分离器压降(气相压力与液体出口压力差值)正常增加(比初始值)3.7％，过滤能力未下降，预计可以稳定运转2～3年。对比例5按实施例1所述条件，只是气相引入过滤筒外(过滤筒与热高压分离器筒之间的环隙)，不设置液体分配器。经过150小时运转后，热高压分离器压降增加65.9％，过滤能力明显下降。以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明实施例可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。当前第1页12