CN103773490A

CN103773490A - 一种加氢反应系统与方法

Info

Publication number: CN103773490A
Application number: CN201410035902.9A
Authority: CN
Inventors: 舒歌平; 吴秀章; 张继明; 张传江; 陈茂山; 刘东明; 段晓军; 安亮; 杨东; 刘建平; 刘永; 贾振斌
Original assignee: China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd; Shenhua Group Corp Ltd; Ordos Coal to Liquid Branch of China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd
Current assignee: China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd; Shenhua Group Corp Ltd; Ordos Coal to Liquid Branch of China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd
Priority date: 2014-01-24
Filing date: 2014-01-24
Publication date: 2014-05-07
Anticipated expiration: 2034-01-24
Also published as: CN103773490B

Abstract

本发明公开了一种采用沸腾床反应器的加氢反应系统，包括：进料单元、沸腾床反应器和分离单元；本发明还公开了利用上述系统处理煤直接液化油的方法；本发明增加了反应器的有效体积，提高了操作灵活性与稳定性，同时，在所述沸腾床反应器的循环单元中设有分离装置，使循环泵进料中固体颗粒含量减少，降低了对循环泵的磨损，从而增加了循环泵的使用寿命。

Description

一种加氢反应系统与方法

技术领域

本发明涉及一种加氢反应系统与方法，尤其涉及一种采用沸腾床反应器对煤直接液化油进行加氢处理的加氢反应系统和方法。

背景技术

通常用于煤液化油催化加氢的工艺主要是固定床加氢工艺。固定床反应器特别适于处理较轻和较干净的物料，如石脑油、中间馏分油等。固定床反应器的特点是操作比较平稳、控制也较容易。由于煤液化油较重且含较多机械杂质，催化反应条件会比较苛刻，同时高氮原料会加速催化剂的失活，催化剂使用周期变短，使产品性质不稳定，并且催化剂床层压降较高。为使产品达标，采用固定床加氢工艺时需要在反应器系统增加较复杂的设计从而导致建设成本和操作成本均相应增加。

在沸腾床加氢工艺中，通过定期加入新鲜催化剂和排出失活催化剂使反应器内的催化剂活性维持在较高水平。这一特点使其能处理较重且含较多机械杂质的原料而不堵塞反应床层，在整个操作周期内都可以生产质量均衡的产品，而且装置生产周期长。同时，沸腾床加氢工艺还具有操作灵活，原料适应性广，较固定床系统投资低等优点。因此，沸腾床加氢工艺是一种很好的煤液化油加氢处理工艺。

中国专利申请CN02109674.0公开了一种串级式沸腾床渣油加氢方法及设备，在一个两段以上的串级沸腾床反应器内使用多种催化剂组合的方式进行渣油加氢反应。沸腾床反应器内设有带浮阀结构的进料分布板和由导流构件、挡流构件、气液隔离板和破沫器构成的三相分离部件。该工艺反应器内使用了大量内构件，一方面造成结构复杂、设备成本高，另一方面减小了反应器的有效体积，并且导致反应器规模增大、操作不稳定。

中国专利申请CN01106024.7介绍了一种重、劣质油的加氢改质方法。该发明中采用流体分布盘或筛板将沸腾床反应器隔开形成不同的反应段，将不同加氢功能的催化剂装填在不同的反应段进行加氢反应。然而，由于使用隔板将反应器分成不同的反应段，则需要在不同的反应段形成固体与气液混合物的有效分离，否则催化剂将阻塞分布盘上的孔道，这将需要增加分离空间或增设分离设备，从而限制了催化剂膨胀比，减少了催化剂反应空间，并且增加了操作难度。

发明内容

针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种改进的采用沸腾床反应器对煤液化油进行加氢处理的反应系统和方法，以提高加氢反应效果。

本发明所提供的采用沸腾床反应器的加氢反应系统如下，该加氢反应系统包括：

进料单元，用于为沸腾床反应器提供作为反应原料的原料油与氢气的混合物；

沸腾床反应器，所述沸腾床反应器包括反应器壳体和循环单元，所述反应器壳体的顶部和底部分别设有连接至所述循环单元的物料出口和物料入口，所述循环单元设置在所述反应器壳体的外部，包括循环泵和热高压分离器，所述循环泵用于使经所述热高压分离器分离得到的部分液相物料返回所述反应器壳体内；

分离单元，用于对经所述热高压分离器分离得到的气相和部分液相物料进行进一步分离。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述反应器壳体的下部设有分布器，用于对进入所述反应器壳体内的物料进行均匀分布；所述反应器壳体还设有至少一条催化剂加剂管线和至少一条催化剂卸剂管线。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述催化剂加剂管线的出口端位于所述分布器上方靠近所述分布器的位置，所述催化剂卸剂管线的入口端位于所述反应器壳体内的中上部；进一步优选地，所述催化剂加剂管线的出口端与所述分布器的高度差不大于所述反应器壳体高度的1/10，所述催化剂卸剂管线的入口端与所述催化剂加剂管线的出口端的高度差不小于所述反应器壳体高度的1/3；更进一步优选地，所述催化剂加剂管线的出口端与所述分布器的高度差不大于所述反应器壳体高度的1/20，所述催化剂卸剂管线的入口端与所述催化剂加剂管线的出口端的高度差不小于所述反应器壳体高度的1/2-2/3。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述沸腾床反应器仅设有一条催化剂加剂管线和一条催化剂卸剂管线，所述催化剂加剂管线和催化剂卸剂管线穿过所述反应器壳体的底部延伸进入所述反应器壳体内。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述催化剂加剂管线的出口端朝向所述分布器设置。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述热高压分离器为罐状分离器，在所述热高压分离器内分别设有从其底部向上延伸的第一挡板和第二挡板，从而将所述热高压分离器分为位于所述第一挡板与第二挡板之间的中间部分、位于所述第一档板一侧的第一部分以及位于所述第二挡板一侧的第二部分；所述第一部分的底部通过管线连接至所述循环泵，所述中间部分的顶部通过管线与所述反应器壳体的物料出口相连，所述第二部分的底部通过管线连接至下一处理单元，并且所述热高压分离器的顶部还设有气相出口管线。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述第一挡板的垂直高度以及第二挡板的垂直高度为所述热高压分离器垂直高度的1/2-4/5；所述第一部分的宽度以及第二部分的宽度均小于所述中间部分的宽度，所述第一部分的宽度为所述第二部分的宽度的0.9-1.1倍。进一步优选地，所述第一挡板的垂直高度以及第二挡板的垂直高度为所述热高压分离器的垂直高度的2/3-4/5；所述第一部分的宽度以及第二部分的宽度为所述中间部分的宽度的1/3-2/3，以使所述中间部分具有更好的催化剂截留效果。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，在所述反应器壳体内的顶部物料出口处设有一级或多级旋分器。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述进料系统包括升压泵和加热炉，以使原料油经所述升压泵增压后与氢气混合，并经所述加热炉加热后进入所述沸腾床反应器。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述分离单元包括：

冷高压分离器，用于对来自所述热高压分离器并经冷却后的气相物料进行分离，并将分离出的液相减压后送去冷低压分离器，分离出的气相作为循环氢返回所述进料单元；

热低压分离器，用于对来自所述热高压分离器并经减压后的部分液相物料进行分离，并将分离出的液相送去下游装置，分离出的气相冷却后送入冷低压分离器；和

冷低压分离器，用于对来自所述冷高压分离器和热低压分离器的物料进行分离，以分离出产品油。

根据本发明的加氢反应系统，优选地，所述加氢反应系统还包括：

催化剂添加单元，所述催化剂添加单元包括硫化装置和装剂罐，所述硫化装置用于对呈氧化态的加氢催化剂进行硫化，所述装剂罐用于使硫化的催化剂与原料油混合以便经所述催化剂加剂管线送入所述沸腾床反应器；和

催化剂回收单元，所述催化剂回收单元包括脱油装置和再生装置，所述脱油装置用于对从所述沸腾床反应器的催化剂卸剂管线中卸出的催化剂进行脱油，所述再生装置用于使脱油后的催化剂再生。

本发明所提供的利用上述加氢反应系统对煤液化油进行加氢处理的方法如下，所述方法包括：将煤直接液化油与氢气的混合物送入所述沸腾床反应器，与催化剂接触反应，反应产物经所述旋分器分离出催化剂后通过所述物料出口进入所述循环单元，并在所述循环单元中经热高压分离器分离，分离得到的一部分液相产物经所述物料入口返回所述反应器壳体内；分离得到的气相和另一部分液相物料进入所述分离单元进一步分离；加入所述沸腾床反应器中的催化剂为经过所述催化剂添加单元硫化处理后的催化剂；从所述沸腾床反应器中卸出的催化剂进入所述催化剂回收单元进行脱油和再生处理。

优选地，所述沸腾床反应器的反应条件如下：反应压力6～20MPa，反应温度280～430℃,液时空速0.5～3h^-1，氢油体积比200～900，由所述循环单元返回所述反应器壳体内的物料流量为煤直接液化油进料流量的2-5倍，所述催化剂的填充体积为所述沸腾床反应器的有效体积的25-65%。

与现有技术相比，本发明的沸腾床反应器具有以下优点：

（1）本发明在沸腾床反应器外部设置物料的循环单元，这样可以减少反应器内构件的数量，使反应器的有效体积增大10%以上，同时降低了反应器内部结焦的可能性，进而提高操作灵活性与稳定性；

（2）本发明将所述催化剂加剂管线的催化剂出口设置在所述分布器上方靠近所述分布器的位置，将所述催化剂卸剂管线的催化剂进口设置在所述反应器壳体内的中上部，从而延长新加入的催化剂在反应器内部的停留时间；同时部分催化剂在使用过程中相互磨损或破碎，形成较小颗粒的催化剂，导致催化活性也相应地降低或失活，较小颗粒的催化剂在流化床内易向上运动，因此将所述催化剂卸剂管线的催化剂进口设置在反应器内的中上部可保证将磨损后活性相对较低的催化剂卸出，以保证反应器中催化剂的活性稳定并且保证催化剂的有效利用；另外，本发明将所述催化剂加剂管线的催化剂出口朝向所述分布器设置，以使进入所述反应器壳体内的新鲜催化剂与经所述分布器进入的流体逆流接触，并且在所述流体的带动下分布更为均匀；

（3）本发明中循环单元的热高压分离器采用卧式罐状设计，且其罐状壳体内设有挡板，可以有效防止催化剂粉末及其他固体颗粒进入循环泵系统，从而降低了对循环泵的磨损，延长了使用寿命；

（4）本发明在沸腾床反应器内的顶部出口处设置旋分器，有效防止了催化剂颗粒从反应器中带出；

（5）催化剂经过硫化装置硫化后进入装剂罐，根据催化剂反应活性情况，定期在线添加更新部分催化剂；从而，本发明所添加的催化剂是经过在线硫化后的硫化态催化剂，克服了传统工艺使用氧化态催化剂在反应器内进行硫化，导致硫化不充分的缺点，并且在线硫化操作简单，降低了直接使用已硫化催化剂的成本；并且为了保证反应器内部催化剂的活性保持在较高的水平，根据催化剂活性情况，定期卸出部分失活催化剂，被卸出的催化剂进入催化剂脱油装置进行在线脱油，脱油后的催化剂含油量极少，可直接进行再生，从而克服了传统工艺中卸出的催化剂由于含油量过高不能直接再生的缺点，对卸出的催化剂进行再生利用，降低生产成本。

附图说明

图1为本发明的加氢反应系统的一种实施方式的示意图。

具体实施方式

以下将结合附图对本发明进行进一步说明。

如图1所示，本发明的加氢反应系统包括进料单元40、沸腾床反应器50和分离单元60。

所述进料单元40用于为所述沸腾床反应器50提供作为反应原料的原料油与氢气的混合物。如图1所示，在所述进料单元40中，来自原料油罐8的原料油（比如煤直接液化油）经升压泵9升压，升压后的原料油与氢气混合一起进入加热炉10进行升温，升温后的反应原料进入所述沸腾床反应器50进行加氢反应。

本发明的沸腾床反应器50包括反应器壳体1和循环单元30。所述循环单元30设置在所述反应器壳体1的外部，包括热高压分离器2和循环泵3。其中，所述热高压分离器2用于将来自所述反应器壳体1顶部的反应物料分离成气相和液相，所述循环泵3用于将所述热高压分离器2分离得到的液相物料的一部分送回所述反应器壳体1的底部，以维持所述反应器壳体1内反应物料的正常流动。具体地，在所述反应器壳体1的顶部设有通过管线连接至所述循环单元30的物料出口，使所述反应器壳体1内的物料可以经所述物料出口送至所述循环单元30的热高压分离器2；在所述反应器壳体1的底部设有通过管线与所述循环单元30相连通的物料入口，使物料可以从所述循环单元30经所述物料入口回流至所述反应器壳体1内。

在如图1所示的实施例中，所述热高压分离器2为卧式罐状的分离器，当然所述热高压分离器2也可以是其它适合类型的分离器。在所述热高压分离器2内分别设有从其底部向上延伸的第一挡板21和第二挡板22，从而将所述热高压分离器2分为上部连通的三部分（即第一、第二挡板21、22并不延伸至所述热高压分离器2的顶部）：位于所述第一挡板21与第二挡板22之间的中间部分23、位于所述第一档板21一侧的第一部分24以及位于所述第二挡板22一侧的第二部分25。所述第一部分24的底部通过管线连接至所述循环泵3。所述中间部分23的顶部通过管线与所述反应器壳体1顶部的物料出口相连。所述第二部分25的底部通过管线连接至下一处理单元，以分离出目标产物。同时所述热高压分离器2的顶部还设有气相出口管线26。

由于所述热高压分离器2具备上述结构特点，来自反应器壳体1的物料进入热高压分离器2后，气相物料自气相出口管线26离开，夹带有固体催化剂的液相物料首先落入中间部分23，然后分别通过第一挡板21、第二档板22溢流进入所述第一部分24和第二部分25。此时，催化剂颗粒大部分沉积在所述中间部分23。

为了使所述中间部分23对催化剂有更佳的截留效果，优选地，将所述第一挡板21、第二挡板22的垂直高度设为所述热高压分离器2垂直高度的1/2-4/5，进一步优选为所述热高压分离器2垂直高度的2/3-4/5；所述第一部分24的宽度以及第二部分25的宽度均小于所述中间部分23的宽度（即第一挡板21与第二挡板22之间的距离），并且所述第一部分24的宽度与第二部分25的宽度基本相同，比如所述第一部分24的宽度与所述第二部分25的宽度的比值为0.9-1.1。优选地，所述第一部分24的宽度以及第二部分25的宽度为所述中间部分23的宽度的1/3-2/3。

优选地，所述反应器壳体1内接近壳体顶部的位置还设有一级或多级旋分器5，反应器顶部汇集的反应物流经旋分器5分离出大部分夹带的催化剂颗粒后，通过物料出口输送至所述循环单元30的热高压分离器2中。

所述反应器壳体1的下部设有分布器4，以使进入所述反应器壳体1内的物料均匀分布。所述分布器4可以选用任何可以使气体或液体物流均匀分布的结构，例如可以采用泡帽结构、微孔板结构、浮阀式结构等。

所述沸腾床反应器50还设有至少一条催化剂加剂管线6和至少一条催化剂卸剂管线7。所述催化剂加剂管线6的出口端位于所述分布器4上方靠近所述分布器4的位置，比如所述加剂管线6的出口端与所述分布器4之间的垂直距离小于所述反应器壳体1高度的1/10，优选为1/20；所述催化剂卸剂管线7的入口端设置于所述反应器壳体1内的中上部。这样使得所述催化剂加剂管线6的出口端与所述催化剂卸剂管线7的入口端之间可以保持一段较大的高度差，比如不小于所述反应器壳体1高度的1/3，优选为所述反应器壳体1高度的1/2-2/3。进一步优选地，所述催化剂加剂管线6的出口端朝向所述分布器4设置。在如图1所示的实施例中，所述沸腾床反应器仅设有一条催化剂加剂管线6和一条催化剂卸剂管线7，所述催化剂加剂管线6和催化剂卸剂管线7穿过所述反应器壳体1的底部延伸进入所述反应器壳体1之内。所述催化剂加剂管线6的出口端可以采用U形弯头设计，以使所述出口端朝向所述分布器4。在实际工业设计过程中，如有需要也可以设计多个催化剂加剂管线和催化剂卸剂管线。

在位于所述分布器4下方的反应器壳体1上设有原料进口，所述进料单元40通过该原料进口为所述沸腾床反应器50提供反应原料，比如原料油与氢气的混合物。

反应原料由原料进口进入沸腾床反应器，经过所述分布器4均匀分布后与所述分布器4上方的催化剂接触反应；反应后的物料经所述旋分器5分离出大部分催化剂颗粒后，进入所述热高压分离器2。在所述热高压分离器2中，物料被进一步分离为气相物料和液相物料，气相物料经气相出口管线26离开所述热高压分离器2，液相物料首先流入所述中间部分23，使得液相物料中的催化剂颗粒被所述中间部分23进一步截留。从所述中间部分23溢流至所述第一部分24的液相物料通过循环泵3经物料进口返回所述反应器壳体1内，以维持所述反应器壳体1内正常的物料流动。从所述中间部分23溢流至所述第二部分25的液相物料被送往下一处理单元，比如在下一单元中进一步分离出目标产物。

催化剂自催化剂加剂管线6进入所述反应器壳体1内，在所述分布器4的上方与反应原料混合物接触进行催化加氢反应。同时由于物料的流动，部分催化剂会相互碰撞、破碎，所形成的活性较低的催化剂细颗粒经催化剂卸剂管线7排出。

适于在所述沸腾床反应器50中进行加氢反应的油品包括但不限于常压渣油、减压渣油、稠原油、煤焦油和煤液化重油等。例如，利用本发明的沸腾床反应器50进行煤液化油的催化加氢反应，其反应条件为：反应压力6～20MPa，反应温度280～430℃，液时空速0.5～3h^-1，氢油体积比200～900，由所述循环单元返回所述反应器壳体内的物料流量为煤直接液化油进料流量的2-5倍，所述催化剂的填充体积为所述沸腾床反应器的有效体积的25-65%。

所述分离单元60用于对经所述热高压分离器2分离得到的气相和部分液相物料进行进一步分离，以得到产品油。所述分离单元60包括冷高压分离器12、热低压分离器11和冷低压分离器13，其中来自所述热高压分离器2的气相物料经冷却（比如与换热器换热冷却）后进入冷高压分离器12，所分离出的轻油及水输送至冷低压分离器13；顶部气体作为循环氢，经过压缩机14升压，与新鲜氢气混合后同原料油一起进入所述沸腾床反应器50。经所述热高压分离器2的第二部分25底部引出的液相物料减压后流入所述热低压分离器11，所述热低压分离器11中的气相冷却后进入冷低压分离器13，所述热低压分离器11分离出的油品进入下游装置。所述冷低压分离器13的顶部气体及底部分离出的含硫污水送出装置，分离所得油品可以进入下游精馏系统进一步处理。

在本发明优选地实施方式中，所述加氢反应系统还包括催化剂添加单元和催化剂回收单元。所述催化剂添加单元包括硫化装置15和装剂罐16，所述硫化装置15用于对呈氧化态的加氢催化剂（比如新鲜催化剂和/或再生的催化剂）进行硫化，比如利用中国专利申请CN01106009.3所公开的硫化方法和装置进行催化剂硫化；所述装剂罐16用于使硫化的催化剂与原料油混合，经所述催化剂加剂管线6送入所述沸腾床反应器50。

所述催化剂回收单元包括脱油装置17和再生装置18，所述脱油装置17用于脱除从所述沸腾床反应器的催化剂卸剂管线7中卸出的催化剂所夹带的烃油，比如通过离心力脱除催化剂中夹带的油；所述再生装置18用于对脱油后的催化剂进行再生，所述再生装置18可以是本领域中常用的可以使失活的加氢催化剂再生的装置，比如回转窑再生装置，或者是中国专利申请CN201310229803.X以及CN201110452815.X中公开的用于催化剂再生的装置。再生后的催化剂可以经过筛分以除去催化剂细颗粒，然后送至所述催化剂添加单元以循环利用。优选地，所述催化剂回收单元还包括筛分装置（图中未示出），所述筛分装置用于对脱油后的催化剂进行筛分以除去催化剂细颗粒，然后再送至所述再生装置18进行再生，再生后催化剂送至所述催化剂添加单元以循环利用。

以下结合具体实施例进一步对本发明中的沸腾床反应器进行说明。

实施例1

利用本发明的沸腾床反应器进行煤液化油加氢试验。所述反应器壳体高35m，包括中间直筒段以及上、下椭圆封头，其直筒段高31m，直径4.5m；所述分布器采用微孔板结构，催化剂加剂管线的出口端距分布器0.1m，催化剂卸剂管线的入口端距分布器20m；所述热高压分离器的结构如图1所示，直径（高）5m，第一、第二挡板高3m，中间部分宽5m，第一、第二部分宽2m。

试验所采用的加氢催化剂为以氧化铝为载体的加氢催化剂，其生产厂家为北京三聚环保新材料股份有限公司，牌号为FFT-1B。反应器壳体中分布器以上为反应器的有效体积，催化剂在反应器内的填充体积为有效体积的60%。试验中，催化剂的卸出量及补充量均为1吨/天。

原料油性质见表1，实验条件见表2，离开所述热高压分离器的产物性质见表3。

表1

分析项目	分析结果
		密度（20℃）,g/cm³	0.9729
O,m%	1.44
		S,μg/g	144
N,μg/g	3113
		供氢指数,mg-Hnβ/g-solvent	17.9
馏程（ASTM D-86），℃
		初馏点	123
10％/30％	227/279
		50％/70％	309/353
90％/FBP（最终沸点）	408/508

表2

工艺参数	数值
		反应压力，MPa(a)	13.0
反应温度，℃	380
		液时空速，h^-1	1.5
氢油比，v/v	300
		循环液体/原料油进料(体积流量之比)	3

表3

分析项目	分析结果
		密度（20℃）,g/cm³	0.9495
O,m%	0.51
		S,μg/g	7.0
N,μg/g	575

供氢指数,mg-Hnβ/g-solvent	22.59
		馏程（ASTM D-86），℃
初馏点	101
		10％/30％	207/258
50％/70％	289/327
		90％/FBP	380/494

实施例2

与实施例1的区别在于，所述催化剂加剂管线的出口端以及催化剂卸剂管线的入口端均距分布器0.1m，其余反应条件相同。试验时，催化剂的卸出量及补充量均为1.2吨/天。离开所述热高压分离器的产物性质见表4。

表4

分析项目	分析结果
		密度（20℃）,g/cm³	0.9634
O,m%	0.51
		S,μg/g	27.3
N,μg/g	739
		供氢指数,mg-Hnβ/g-solvent	19.26
馏程（ASTM D-86），℃
		初馏点	106
10％/30％	222/275
		50％/70％	305/333
90％/FBP	388/498

从实验结果可以看出，与实施例2相比，采用实施例1中的沸腾床反应器进行加氢反应时，在催化剂的消耗平均每天减少0.2吨时，还可以得到更佳的催化加氢效果。

就本发明所提供的整个加氢反应系统而言，在生产时，来自进料单元的反应原料进入到实施例1的沸腾床加氢反应器进行加氢反应，与在实施例2的沸腾床加氢反应器进行加氢反应相比，可以在降低催化剂的消耗的同时使反应原料得到更好的催化加氢效果，相应地，从所述分离单元可以分离出更多的轻质产品，提高了系统的催化加氢效果。另外，降低催化剂的消耗还助于减小催化剂添加单元和催化剂回收单元的运行负荷。

Claims

1.一种采用沸腾床反应器的加氢反应系统，包括：

沸腾床反应器，所述沸腾床反应器包括反应器壳体和循环单元，所述循环单元设置在所述反应器壳体的外部，在所述反应器壳体的顶部设有通过管线连接至所述循环单元的物料出口，在所述反应器壳体的底部设有通过管线与所述循环单元相连通的物料入口；所述循环单元包括热高压分离器和循环泵；所述热高压分离器用于将来自所述反应器壳体顶部的反应物料分离成气相和液相，所述循环泵用于将所述热高压分离器分离得到的部分液相物料送回所述反应器壳体内；

2.如权利要求1所述的加氢反应系统，其特征在于，所述反应器壳体的下部设有分布器，用于对进入所述反应器壳体内的物料进行均匀分布；所述反应器壳体还设有至少一条催化剂加剂管线和至少一条催化剂卸剂管线。

3.如权利要求2所述的加氢反应系统，其特征在于，所述沸腾床反应器仅设有一条催化剂加剂管线和一条催化剂卸剂管线，所述催化剂加剂管线和催化剂卸剂管线穿过所述反应器壳体的底部延伸进入所述反应器壳体内。

4.如权利要求2或3所述的加氢反应系统，其特征在于，所述催化剂加剂管线的出口端位于所述分布器上方靠近所述分布器的位置，所述催化剂卸剂管线的入口端位于所述反应器壳体内的中上部。

5.如权利要求4所述的加氢反应系统，其特征在于，所述催化剂加剂管线的出口端与所述分布器的高度差不大于所述反应器壳体高度的1/10，所述催化剂卸剂管线的入口端与所述催化剂加剂管线的出口端的高度差不小于所述反应器壳体高度的1/3。

6.如权利要求5所述的加氢反应系统，其特征在于，所述催化剂加剂管线的出口端朝向所述分布器设置。

7.如权利要求1或6所述的加氢反应系统，其特征在于，所述热高压分离器为卧式罐体分离器，在所述热高压分离器内分别设有从其底部向上延伸的第一挡板和第二挡板，从而将所述热高压分离器分为位于所述第一挡板与第二挡板之间的中间部分、位于所述第一档板一侧的第一部分以及位于所述第二挡板一侧的第二部分；所述第一部分的底部通过管线连接至所述循环泵，所述中间部分的顶部通过管线与所述反应器壳体的物料出口相连，所述第二部分的底部通过管线连接至下一处理单元，并且所述热高压分离器的顶部还设有气相出口管线。

8.如权利要求7所述的加氢反应系统，其特征在于，所述第一挡板的垂直高度以及第二挡板的垂直高度为所述热高压分离器垂直高度的1/2-4/5；所述第一部分的宽度以及第二部分的宽度均小于所述中间部分的宽度，所述第一部分的宽度为所述第二部分的宽度的0.9-1.1倍。

9.如权利要求8所述的加氢反应系统，其特征在于，所述第一挡板的垂直高度以及第二挡板的垂直高度为所述热高压分离器的垂直高度的2/3-4/5；所述第一部分的宽度以及第二部分的宽度为所述中间部分的宽度的1/3-2/3。

10.如权利要求1-3、5、6、8或9中任一项所述的加氢反应系统，其特征在于，在所述反应器壳体内的物料出口处设有一级或多级旋分器。

11.如权利要求1-3、5、6、8或9中任一项所述的加氢反应系统，其特征在于，所述进料系统包括升压泵和加热炉，以使原料油经所述升压泵增压后与氢气混合，并经所述加热炉加热后进入所述沸腾床反应器。

12.如权利要求1-3、5、6、8或9中任一项所述的加氢反应系统，其特征在于，所述分离单元包括：

13.如权利要求1-3、5、6、8或9中任一项所述的加氢反应系统，其特征在于，所述加氢反应系统还包括：

14.一种利用如权利要求1-13中任一项所述的加氢反应系统对煤液化油进行加氢处理的方法，其特征在于，所述方法包括：将煤直接液化油与氢气的混合物送入所述沸腾床反应器，与催化剂接触反应，反应产物经所述旋分器分离出催化剂后通过所述物料出口进入所述循环单元，并在所述循环单元中经热高压分离器分离，分离得到的一部分液相产物经所述物料入口返回所述反应器壳体内；分离得到的气相和另一部分液相物料进入所述分离单元进一步分离；加入所述沸腾床反应器中的催化剂为经过所述催化剂添加单元硫化处理后的催化剂；从所述沸腾床反应器中卸出的催化剂进入所述催化剂回收单元进行脱油和再生处理。

15.如权利要求14所述的方法，其特征在于：所述沸腾床反应器的反应条件如下：反应压力6～20MPa，反应温度280～430℃，液时空速0.5～3h^-1，氢油体积比200～900，由所述循环单元返回所述反应器壳体内的物料流量为煤直接液化油进料流量的2-5倍，所述催化剂的填充体积为所述沸腾床反应器的有效体积的25-65%。