CN109722281A - 一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器及其加氢方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器及加氢方法。该反应器包括由上向下依次设置的两段以上催化剂循环区；至少一段催化剂循环区内设置有导流件和一个以上旋流分离器，每段的旋流分离器的下部催化剂出口通向各自催化剂循环区的下部且连接至各自催化剂排出口，每段的旋流分离器上部的进口水平朝向反应器中心或内侧，每段的导流件用于改变流体的流向以使流体具有水平分向速度，从而部分流体流向各自旋流分离器的进口。该反应器可实现多种催化剂的完全流化、多级内部循环，调节内部液体的流速，并可调整催化剂内循环的停留时间和液体通过反应器的停留时间。
Description
技术领域
本发明涉及一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器及其加氢方法。
背景技术
重质油的加氢提质过程是提高油品附加值的关键步骤，其中反应器是整个工艺的核心装置。由于重油的粘性大、金属杂质多、高碳沥青质含量大，使常规固定床反应器在重油加氢过程中易发生催化剂床层堵塞、压降大幅增高、催化剂失活等问题。这些问题使固定床反应器必须频繁的进行催化剂切换操作，以保持床层反应活性；然而由于固定床反应器必须停工进行催化剂装卸，使固定床重油加氢过程难以经济有效的连续对重油进行加氢提质。
沸腾床反应器内催化剂处于流化状态，床层内的返混作用使沸腾床反应器内催化剂与反应物充分接触，压力、温度得到了均匀的分布，即使发生催化剂结焦的问题，也不影响床层流化和传质。当沸腾床反应器催化剂活性不足时，利用床层流化的特点可以在线对催化剂进行加排处理，使重油提质的工艺可以连续长周期运转。因此，沸腾床反应器是更适用于重油加氢过程的反应器类型。
然而固定床反应器在重油的产品油处理方面具有优势。固定床反应器可以通过填装不同的催化剂、控制床层分段和厚度来实现阶段性的处理原料，使原料可以一次通过并完成除杂、精制、裂化的过程。沸腾床反应器由于内部返混剧烈、催化剂随内部流体流动，因此很难做到多级配催化剂分段填装，因此需要多个串联的反应器来实现多个反应目标。
目前，沸腾床反应器可通过内置三相分离器实现了多级配催化剂分段填装。如CN1458234A公开一种渣油沸腾床加氢反应方法，渣油与氢气在沸腾床加氢反应条件下进行反应，所述的沸腾床加氢反应为串级式沸腾床加氢反应，在一个反应器内分成两个以上的沸腾床反应段，渣油原料及氢气从下至上连续通过各段沸腾床反应段，各沸腾床反应段使用的催化剂功能从下至上按加氢脱金属、 加氢脱硫、加氢脱氮及转化顺序排列，每个反应段使用其中一至两种催化剂。
CN102311763A公开了一种催化剂级配的沸腾床加氢工艺。该方法包括：烃原料与氢气混合从沸腾床反应器底部进入反应器，在加氢处理条件下进行反应，其中所述的沸腾床反应器包括两个或两个以上的内循环区，按照烃原料与催化剂接触的顺序，不同内循环区中使用的催化剂颗粒尺寸逐渐减小，递减范围为0.01～1mm。该工艺在沸腾床反应器中设置多个内循环区，形成多个沸腾的操作区间，使得整个沸腾床反应器操作更灵活；同时不同内循环区使用不同颗粒尺寸和不同活性的催化剂，可以实现反应物流性质与催化剂性能的合理匹配，充分发挥催化剂的活性，增加轻油收率并提高产品质量。
但是上述设置有三相分离器的沸腾床却下存在问题：
（1）沸腾床反应器内部液速不可控，必须依赖沸腾床反应器底部的进料口的速度进行缓慢的调整。以工业级20m高的沸腾床反应器为例，若表观液速为1.5mm/s，若想改变该反应器三相分离器处的液速以控制催化剂流化的话，需要等待3.33小时才能使反应器稳定在新的液速操作条件下。因此，此类反应器仅能通过入口空速的调节反应器停留时间，不但操作手段少，其响应时间也较慢。
（2）由于沸腾床的流体速度和三相器催化剂下料口大小的影响，环流很难形成，流体速度的调整范围非常窄。如当沸腾床的流体速度较大和/或三相器催化剂下料口大时，沸腾床内的流体直接通过催化剂下料口向上流动，不能形成环流；当沸腾床的流体速度较小，不能实现轻重多级配催化剂全部处于悬浮状态；当三相器催化剂下料口小时，容易造成下料口堵塞。
（3）在线卸出催化剂时，直接从反应器底部引出含有大量重质油和催化剂的混合反应体系，当快速更换催化剂时，瞬间外排的重质油量大，严重影响反应器内重质油的加氢效果，若缓慢更换催化剂时，则会造成更换催化剂时间非常长。
发明内容
针对上述现有技术中存在的不足之处，本发明提供一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器及其加氢方法。该沸腾床反应器可实现多种催化剂的完全流化和多级内部循环，调节沸腾床内部液体的流速，并可实现调整催化剂内循环的停留时间和液体通过反应器的停留时间，提高了沸腾床的重质油加氢脱金属率和脱硫率，降低产品油品中的催化剂含量（杂带量）。
本发明提供了一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器，其包括由上向下依次设置的两段以上催化剂循环区；
至少一段催化剂循环区内设置有导流件和一个以上旋流分离器，优选为4～128个，进一步优选为 8～16个，每段的旋流分离器的下部催化剂出口通向各自催化剂循环区的下部且连接至各自催化剂排出口，每段的旋流分离器上部的进口水平朝向反应器中心或内侧，每段的导流件用于改变流体的流向以使流体具有水平分向速度，从而部分流体流向各自旋流分离器的进口。
采用如下至少一种方案：
（1）顶段催化剂循环区内设置有导流件和一个以上旋流分离器时，旋流分离器顶部的液体分离管连接至反应器的液体出口；所述的导流件优选选自如下之一：
I、导流件为下宽上窄的锥形筒，
II、导流件为包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向旋流分离器的进口的开口或导向筒，优选地，开口或导向筒的数量与该催化剂循环区内的旋流分离器的数量相同，进一步优选地，导向筒采用由内向外直径逐渐变小的筒体；
（2）在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区设置有导流件和一个以上旋流分离器时，在位于每段的导流件之上设置有整流件，每段的整流件用于将导流件上部流体的流向调整成为向上流动，每段的旋流分离器顶部的液体分离管通向各自催化剂循环区的上部，整流件优选为下宽上窄的锥形筒；所述的导流件优选如下：包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向旋流分离器的进口的开口或导向筒，优选地，开口或导向筒的数量与该催化剂循环区内的旋流分离器的数量相同，进一步优选地，导向筒采用由内向外直径逐渐变小的筒体。
在设置有导流件和一个以上旋流分离器的催化剂循环区内，还包括与旋流分离器下部的催化剂出口相连接的催化剂分布器，优选地，催化剂分布器包括环形管道，环形管道上端设置有与旋流分离器的下部出口相连的管道进口，环形管道下端设置有开口向下的两个以上催化剂分布口，催化剂分布口与管道进口交错设置，进一步，优选为4～128个，进一步优选为4～32个。
底段催化剂循环区的催化剂排出口连接有催化剂再生器，优选地，催化剂再生器的出口与底部的催化剂循环区内的催化剂分布器相连接。
沸腾床反应器包括由上向下依次设置的2～3个催化剂循环区。
沸腾床反应器的内底部还设置有气液分配器。
沸腾床反应器的底部设置有气相和液相进入的进料口，顶部设置有气体出口；每段催化剂循环区设置有各自的催化剂进口，或者在沸腾床反应器的顶部设置有催化剂进口，底段催化剂循环区设置有催化剂进口。
旋流分离器贴合或靠近沸腾床反应器的壁体。
采用如下至少一种方案：
（1）在顶段催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，从而与液体出口相连，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽，液体出口的水平高度不低于旋流分离器入口；
（2）在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽。
本发明提供了一种重质油加氢方法，使用上述的沸腾床反应器进行重质油加氢。
重质油加氢方法包括：通过调节液体出口的压力来控制沸腾床内部液体的流速，以及控制催化剂内循环的停留时间和液体通过反应器的停留时间，优选地，液体出口的压力为8～20MPa，液体出口的压力比反应器内部的反应压力低0.5～10MPa，进一步优选为1～5 MPa。
每段的旋流分离器分离得到的催化剂被排放至各自催化剂循环区的催化剂分布器，然后催化剂被催化剂分布器均匀地分布各自催化剂循环区的下部。
重质油加氢方法还包括：通过每段催化剂循环区的催化剂排出口排出各自旋流分离器分离的催化剂物料，优选地，催化剂物料中催化剂的体积固含量为10%～85%，进一步优选为30%～85%。
经过导流件后，每段催化剂循环区内流体的水平分向速度为0.05～0.85m/s。
沸腾床反应器包括由上向下依次设置的3个催化剂循环区，由下至上，经过导流件后的每段催化剂循环区内流体的水平分向速度的依次优选为0.10～0.35m/s、0.10～0.35m/s、0.05～0.35m/s。
重质油加氢方法还包括：底段催化剂循环区外排的催化剂进入催化剂再生器进行再生，在再生后通过催化剂添加管线输送回底段催化剂循环区。
底段催化剂循环区所需要更换的新催化剂由底段催化剂循环区的催化剂加入口引入反应器内；除底段催化剂循环区之外的催化剂循环区内的新催化剂直接由顶端的催化剂加入口引入反应器内。
本发明方法中，根据沸腾床的各段催化剂循环区的加氢情况选用本领域技术人员所熟知的加氢催化剂，其性质可以为：粒径为0.01～20mm，堆密度为0.2～1.6g/cm3，比表面积为80～350m2/g。优选地，由下至上，不同催化剂循环区内的催化剂颗粒直径依次递减，递减范围为0.1～10mm，催化剂颗粒的堆密度递减为0.3～0.5g/cm3。
每段催化剂循环区内填装有至少一种催化剂，优选为1～3种催化剂。
重质油加氢方法包括如下步骤:
重质油与氢气混合后由底部进料口进入沸腾床反应器内，经气液分配器均匀分布气液后，气液混合物带动催化剂向上流动经过底部的催化剂循环区，发生加氢反应，经导流件导流后，使得液体形成水平分向速度，部分液体带动催化剂固体进入旋流分离器并实现液固分离，分离后的液体由上部的液出口再次进入催化剂循环区的上部，而分离后的催化剂固相则通向催化剂循环区的下部，形成催化剂的区域循环；未进入旋流分离器的液体和旋流分离器排出的液体经整流件后，再次向上流动，然后依次经过上部的各个催化剂循环区，各个催化剂循环区同样完成加氢反应和形成催化剂的区域循环；
顶部的催化剂循环区的旋流分离器分离后的液体排出反应器外；在流体流动到反应器顶部后，氢体逸出并在旋流分离器进口的上方形成气液相界面，气相通过气体出口排出沸腾床反应器。
重质油与氢气混合进入沸腾床反应器内后，先后经过底段催化剂循环区、中段催化剂循环区和顶段催化剂循环区。
本发明沸腾床反应器和方法适用于重质油的加氢转化，尤其适用于高金属、高残炭、高稠环物质、高氮含量的渣油加氢除杂、加氢精制和加氢裂化。
本发明方法中，重质油原料可以是各种原油的常压渣油或减压渣油，以及各种油砂、沥青或合成原油等，也可以是上述原料两种或两种以上的混合物。
本发明方法中，根据沸腾床的各段催化剂循环区的加氢情况选用本领域技术人员所熟知的加氢催化剂种类。例如当反应器设置有底段催化剂循环区、中段催化剂循环区和顶段催化剂循环区时，底段催化剂循环区填装内的催化剂包括加氢保护剂中的一种或几种、加氢脱金属催化剂中的一种或几种，其粒径为3～10mm，堆密度为0.3～0.9g/cm3。加氢保护剂和脱金属催化剂可以使用本领域常规使用的载体和组分，例如加氢保护剂可以为多孔球、四叶草形大孔催化剂，可选活性金属为Mo-Ni；脱金属催化剂可以为Ni-Mo金属负载大孔氧化铝，孔容为0.3～0.8mL/g。
中段催化剂循环区内的催化剂采用加氢精制催化剂中的一种或几种，其粒径为0.3～0.8mm，堆密度为0.4～1.1g/cm3；加氢精制催化剂可以使用本领域常规使用的载体和组分，例如可以采用具有100～500nm孔道的加氢精制催化剂，Ni-Mo金属负载的氧化铝，
顶段催化剂循环区内的催化剂采用加氢裂化催化剂中的一种或几种，粒径为0.01～0.1mm，堆密度为0.6～1.5g/cm3。加氢裂化催化剂可以使用本领域常规使用的载体和组分，例如可以采用具有20～50nm孔道的加氢裂化催化剂，有机Mo或Ni-Mo负载氧化铝。
本发明方法中，可以使用技术人员熟知的重质油沸腾床的加氢操作条件，如反应温度为300～550℃，反应压力为10～30MPa，液时体积空速0.1～5.0h-1，氢油体积比为200：1～2000：1。
底段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～20MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000；
中段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～20MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000；
顶段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～20MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000。
与现有技术相比，本发明的沸腾床反应器具有如下优点：
（1）本发明在沸腾床反应器的催化剂循环区内，具水平导向功能的导流件与旋流分离器相互配合，氢气、催化剂和油品的流体经过导流件后，流体具有非常高的水平分向速度，部分流体能够从较小进口进入旋流分离器，并且能够实现液固分离，还能够使旋流分离器下部聚集的催化剂能够顺利排放到沸腾床反应器下部，气液混合物再次带动被排放的催化剂向上流动，形成催化剂的内部循环。这样具水平导向功能的导流件与旋流分离器相互配合，从而实现了反应器内部流场的定向分配，实现了多种催化剂的完全流化和多级内部循环，低能耗地实现了催化剂与液体的分离，从而解决了现有旋流分离器进口需要管道通入高压流体，使进口与下部出口和液体分离管出口形成较大压差，才能实现液固分离的问题。
同时，在上述导流件与旋流分离器配合的基础上设置有整流件，整流件可以调整流体流经导流件后的流向，可使流体避免外周流体快、中心流动慢的壁流等问题，使流体更好地向上流动并进入下催化剂循环区。
这样导流件、整流件与旋流分离器相互配合，而且顶部催化剂循环区的旋流分离器顶部的液相管线连接至沸腾床反应器的液体出口，而气液混合物经导流件后，气体逸出并在旋流分离器进口的上方形成气液相界面，气体通过气相出口排出沸腾床反应器，通过此联合设计在大幅调整流体速度的情况下，可避免了产品油夹带大量气体，还可使利用液体出口压力直接控制反应器内的流场成为了可能，可有效地调节沸腾床内部液体的流速（表观液速）和气体的流速（表观气速），并调整反应物料在反应器的停留时间，其停留时间的控制效率显著提高，其停留时间的控制效率显著高于采用循环泵或三相分离器的沸腾床反应器，而且还提高了沸腾床的重质油加氢脱金属率、脱硫率和脱氮率，降低产品油品中的催化剂含量（杂带量）。
（2）本发明在沸腾床反应器内的各催化剂循环区，导流件和整流件特殊结构设计、位置关系与旋流分离器相互配合，可以实现反应器内流体速度的大范围调整，同时又能提高重质油加氢脱金属率、脱硫率和脱氮率，降低产品油品中的催化剂含量（杂带量）。
（3）本发明的旋流分离器下部连接至催化剂排出口，直接排出低活或失活的催化剂，排出的催化剂固含量高，带出的重质油非常少，在线卸出催化剂时，对加氢过程基本不产生影响。排出的催化剂再生后，可直接返回催化剂循环区。
（4）本发明的沸腾床反应器的内下部设置有催化剂分布器，催化剂分布器这样可以使分离得到的催化剂均匀地分散在催化剂循环区的底部。
附图说明
图1为本发明的实施例1的沸腾床反应器的示意图；
图2为本发明实施例1中的第一催化剂分布器的示意图；
图3为本发明实施例1中的第二导流件的示意图；
图4为本发明实施例1中的第三催化剂分布器的示意图；
附图标记：11-第一旋流分离器；111-第一旋流分离器的进口；12-第一催化剂排出口，13-第一导流件；14-第一催化剂分布器；21-第二旋流分离器；211-第二旋流分离器的进口；212-第二液体分离管；22-第二催化剂排出口，23-第二导流件；24-第一整流件；25-第二催化剂分布器；31-第三旋流分离器；311-第三旋流分离器的进口；312-第三液体分离管；313-第三旋流分离器的底部出口；32-底段催化剂加入口；33-催化剂再生器；34-第三催化剂排出口；35-第三导流件；36-第二整流件；37-第三催化剂分布器；4-进料口；5-气液分配器；6-液体出口，7-气体出口，8-顶部催化剂加入口。
具体实施方式
下面结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式作进一步详细描述。以下实例用于说明本发明，但不用来限制本发明的范围。
本发明的多种催化剂内循环的沸腾床反应器，其包括由上向下依次设置的两段以上催化剂循环区；至少一段催化剂循环区设置有导流件和一个以上的旋流分离器，优选为4～128个，进一步优选为4～16个，每段的旋流分离器的下部催化剂出口通向各自催化剂循环区的下部且连接至各自催化剂排出口，每段的旋流分离器上部的进口水平朝向反应器中心或内侧，每段的导流件用于改变流体的流向且使部分流体流向各自旋流分离器的进口。
在本发明中，反应器可以只有一段催化剂循环区设置有导流件和一个以上的旋流分离器，也可以多段催化剂循环区均设置有导流件和一个以上的旋流分离器，即多段中的每一段都设置有导流件和旋流分离器。
本发明的一种实施例方式，可以只在反应器的一段催化剂循环区设置有导流件和一个以上的旋流分离器，也可以多段设置。在本发明优选的实施方式中，顶段催化剂循环区设置有导流件和一个以上的旋流分离器，进一步，在顶段催化剂循环区内，旋流分离器顶部的液体分离管连接至反应器的液体出口。在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区内，在位于每段的导流件之上设置有整流件，每段的整流件用于将导流件导流后的流体调整成向上流动，每段的旋流分离器顶部的液体分离管通向各自催化剂循环区的上部。
在每个催化剂循环区内，当设置有四个以上的旋流分离器时，旋流分离器以反应器中轴线为对称轴呈中心对称分布，旋流分离器入口水平朝向反应器中轴线。
在本发明的一种实施方式中，整流件为下宽上窄的锥形筒。
在本发明的一种实施方式中，在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区内，导流件包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向旋流分离器的进口的开口或导向筒，开口或导向筒的数量与该催化剂循环区内的旋流分离器的数量可以相同，也可以不相同，能够使流体进行旋流分离器的进口即可。进一步优选地，导向筒采用由内向外直径逐渐变小的筒体。而在顶段催化剂循环区内，由于顶段流体流向与其它段不相同，导流件可以采用上述包括顶面和锥筒体的导流件，还可以采用下宽上窄的锥形筒。
为了使催化剂均匀分布到催化剂循环区，在每段催化剂循环区内，还包括与旋流分离器下部的催化剂出口相连接的催化剂分布器，优选地，催化剂分布器包括环形管道，环形管道上端设置有与旋流分离器的下部出口相连的管道进口，环形管道下端设置有开口向下的两个以上催化剂分布口，催化剂分布口与管道进口交错设置，进一步，优选为4～128个，再进一步优选为4～32个。
底段催化剂循环区的催化剂排出口连接有催化剂再生器，优选地，催化剂再生器的出口与底部的催化剂循环区内的催化剂分布器相连接。
沸腾床反应器包括由上向下依次设置的2～3个催化剂循环区。3个催化剂循环区可以为加氢除杂的催化剂循环区、加氢精制的催化剂循环区和加氢裂化的催化剂循环区。2个催化剂循环区可以为加氢除杂的催化剂循环区和加氢精制的催化剂循环区。
沸腾床反应器的内底部还设置有气液分配器，这样可以使氢气与油气充分混合，然后再依次经过各个催化剂循环区。
沸腾床反应器的底部设置有气相和液相进入的进料口，顶部设置有气体出口。
旋流分离器贴合或靠近沸腾床反应器的壁体。
在顶段催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，从而与液体出口相连，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽，液体出口的水平高度不低于旋流分离器入口。
在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽。
每段催化剂循环区设置有各自的催化剂进口；或者，在沸腾床反应器的顶部设置有催化剂进口，底段催化剂循环区设置有催化剂进口。
本发明还提供了一种重质油加氢方法，其中使用上述的沸腾床反应器进行重质油加氢。
重质油加氢方法包括：通过调节液体出口的压力来控制沸腾床内部液体的流速，以及控制催化剂内循环的停留时间和液体通过反应器的停留时间，优选地，液体出口的压力为8～20MPa，液体出口的压力比反应器内部的反应压力低0.5～10MPa，进一步优选为1～5 MPa。
每段的旋流分离器分离得到的催化剂被排放至各自催化剂循环区的催化剂分布器，然后催化剂被催化剂分布器均匀地分布各自催化剂循环区的下部。
重质油加氢方法还包括：通过每段催化剂循环区的催化剂排出口排出各自旋流分离器分离的催化剂物料，优选地，催化剂物料中催化剂的体积固含量为10%～85%，进一步优选为30%～85%。
由下至上，经过导流件后的每段催化剂循环区内流体的水平分向速度可以相同或不同。经过导流件后，每段催化剂循环区内流体的水平分向速度为0.05～0.85m/s。
由于从下至上使用的不同体积、密度的催化剂，可以由下至上，经过导流件后的每段催化剂循环区内流体的水平分向速度进行相应的设置，这样有利于根据催化剂的上下不同，旋流分离器进行更好地分离，更好地实现催化剂内循环和外排高固含量的废催化剂；进一步优选地，沸腾床反应器包括由上向下依次设置的3个催化剂循环区，由下至上，经过导流件后的每段催化剂循环区内流体的水平分向速度的依次优选为0.10～0.35m/s、0.10～0.35m/s、0.05～0.35m/s。
重质油加氢方法还包括：底段催化剂循环区外排的催化剂进入催化剂再生器进行再生，在再生后通过催化剂添加管线输送回底段催化剂循环区。
底段催化剂循环区所需要更换的新催化剂由底段催化剂循环区的催化剂加入口引入反应器内；除底段催化剂循环区之外的催化剂循环区内的新催化剂直接由顶端的催化剂加入口引入反应器内。
由下至上，不同催化剂循环区内的催化剂颗粒直径依次递减，递减范围为0.1～10mm，催化剂颗粒的堆密度递减为0.3～0.5g/cm3。
重质油加氢方法包括如下步骤:
重质油与氢气混合后由底部进料口进入沸腾床反应器内，经气液分配器均匀分布气液后，气液混合物带动催化剂向上流动经过底部的催化剂循环区，发生加氢反应，经导流件导流后，使得液体形成水平分向速度，部分液体带动催化剂固体进入旋流分离器并实现液固分离，分离后的液体由上部的液出口再次进入催化剂循环区的上部，而分离后的催化剂固相则通向催化剂循环区的下部，形成催化剂的区域循环；未进入旋流分离器的液体和旋流分离器排出的液体经整流件后，再次向上流动，然后依次经过上部的各个催化剂循环区，各个催化剂循环区同样完成加氢反应和形成催化剂的区域循环。
顶部的催化剂循环区的旋流分离器分离后的液体排出反应器外；在流体流动到反应器顶部后，氢体逸出并在旋流分离器进口的上方形成气液相界面，气相通过气体出口排出沸腾床反应器。
重质油与氢气混合进入沸腾床反应器内后，先后经过底段催化剂循环区、中段催化剂循环区和顶段催化剂循环区。
底段催化剂循环区内的催化剂包括加氢保护剂中的一种或几种、加氢脱金属催化剂中的一种或几种，其粒径为3～10mm，堆密度为0.3～0.9g/cm3；中段催化剂循环区内的催化剂采用加氢精制催化剂中的一种或几种，其粒径为0.3～0.8mm，堆密度为0.4～1.1g/cm3；顶段催化剂循环区内的催化剂采用加氢裂化催化剂中的一种或几种，粒径为0.01～0.1mm，堆密度为0.6～1.5g/cm3。
底段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000；
中段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000；
顶段催化剂循环区的条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000。
实施例1
本实施例采用如图1所示的沸腾床反应器。沸腾床反应器为中试反应器，内径1m，高度23.1m，原料为减压渣油。
沸腾床反应器包括由上向下依次设置的顶段催化剂循环区、中段催化剂循环区和底部催化剂循环区。
对于顶段催化剂循环区，设置有十二个第一旋流分离器11（图1中仅示意地画出一个，其它的位置与图1中的第一旋流分离器大体相同，只是十二个旋流分离器以反应器中心轴线周向地排列成一圈），第一旋流分离器11的下部催化剂出口连接至第一催化剂排出口12，同时与第一催化剂分布器14连接，第一旋流分离器的进口111水平朝向反应器中心，第一旋流分离器顶部的第一液体分离管连接至反应器的液体出口6。如图2所示，第一催化剂分布器14包括环形管道，环形管道上端设置有与旋流分离器的下部出口相连的12个管道进口，环形管道下端设置有开口向下的12个以上催化剂分布口，催化剂分布口与管道进口交错设置。第一导流件13用于改变流体的流向且使部分流体流向第一旋流分离器的进口111，第一导流件13为下宽上窄的锥形筒；第一旋流分离器靠近沸腾床反应器的壁体。第一旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，第一液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出第一旋流分离器11，从而与液体出口6相连，第一液体分离管的下端开口高于第一旋流分离器11的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽，液体出口6的水平高度不低于第一旋流分离器1的进口。
对于中段催化剂循环区，设置有十二个第二旋流分离器21（图1中仅示意地画出一个，其它的位置与图1中的第二旋流分离器大体相同，只是十二个旋流分离器以反应器中心轴线周向地排列成一圈），第二旋流分离器21的下部催化剂出口连接至第二催化剂排出口22，同时与第二催化剂分布器25连接，第二旋流分离器的进口211水平朝向反应器中心，第二旋流分离器顶部的第二液体分离管212通向中段催化剂循环区的上部。第二旋流分离器21靠近沸腾床反应器的壁体。第二导流件23用于改变流体的流向且使部分流体流向第二旋流分离器的进口211，如图3所示，第二导流件23包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体为四个（在其它实施例中也可设置其它数量的锥筒体，如12个），锥筒体的上部开设有朝向第二旋流分离器的进口211的导向筒，导向筒采用由内向外直径逐渐变大的筒体。在位于第二导流件23之上设置有第一整流件24，第一整流件24用于将第二导流件23导流后的流体调整成向上流动，第一整流件24为下宽上窄的锥形筒。第二旋流分离器21包括上下连接的直筒体和锥筒体，第二液体分离管212从锥管体内向上延伸并伸出第二旋流分离器21，第二液体分离管212的下端开口高于第二旋流分离器21的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽。
对于底段催化剂循环区，设置有十二个第三旋流分离器31（图1中仅示意地画出一个，其它的位置与图1中的第三旋流分离器大体相同，只是十二个旋流分离器以反应器中心轴线周向地排列成一圈），第三旋流分离器的下部催化剂出口与第三催化剂分布器37连接，同时连接至第三催化剂排出口34，第三催化剂排出口34连接有催化剂再生器33，催化剂再生器33的出口与底部的催化剂循环区内的第三催化剂分布器37相连接。如图4所示，旋流分离器下部的催化剂出口与第三催化剂分布器37的一个进口连接，第三催化剂分布器37包括环形管道，环形管道下端设置有开口向下的12个以上催化剂分布口。底段催化剂循环区的催化剂排出口连接有催化剂再生器33，催化剂再生器33的出口与底部的催化剂循环区内的第三催化剂分布器37相连接。同时，还设置与第三催化剂分布器37相连接的催化剂进口管线。第三旋流分离器的进口311水平朝向反应器中心，第三旋流分离器顶部的第三液体分离管312通向底段催化剂循环区的上部。第三旋流分离器31靠近沸腾床反应器的壁体。第三导流件35用于改变流体的流向且使部分流体流向第三旋流分离器的进口311，第三导流件35包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向第三旋流分离器的进口311的导向筒，导向筒采用由内向外直径逐渐变大的筒体。在位于第三导流件35之上设置有第二整流件36，第二整流件36用于将第三导流件35导流后的流体调整成向上流动，第二整流件36为下宽上窄的锥形筒，锥筒体为四个（在其它实施例中也可设置其它数量的锥筒体，如12个）。第三旋流分离器31包括上下连接的直筒体和锥筒体，第三液体分离管312从锥管体内向上延伸并伸出第三旋流分离器31，第三液体分离管312的下端开口高于第三旋流分离器的底部出口313，锥筒体内侧设有螺旋导流槽。
沸腾床反应器的底部还设置有气液分配器5。沸腾床反应器的底部设置有气相和液相进入的进料口4，顶部设置有气体出口7。
在沸腾床反应器的顶部设置有顶部催化剂加入口8，底段催化剂循环区设置有底段催化剂加入口32。
加氢反应过程如下：
（1）先将减压渣油与氢气混合并进入沸腾床反应器底部入口，经反应器气液分布板2均匀分布气液后，混氢原料油带动加氢保护剂（多孔球形催化剂，堆密度0.4g/cm3，粒径为10mm）和加氢脱金属催化剂（大颗粒Ni-Mo大孔氧化铝催化剂，堆密度0.4 g/cm3，粒径为7~8mm，活性金属负载量20%）向上流动，同时与催化剂接触并生发加氢脱除杂质反应（即加氢脱金属、加氢脱硫和加氢脱氮等）。加氢脱除杂质的条件为：反应压力为15MPa，反应温度为380℃，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为 1:400。
混氢原料油经第三导流件35导流后，形成水平分向速度，水平分向速度为0.20～0.25m/s，部分液体带动催化剂固体进入第三旋流分离器31并实现液固分离，分离后的液体由上部的液体分离管排放到底段循环区上部，再经第二整流件36整流后进入中段催化剂循环区，而第三旋流分离器31分离后的催化剂固相则通过第三催化剂分布器37，然后再次分布，形成Ni-Mo氧化铝催化剂的区域循环；另一部分未进入旋流分离器的液体经第二整流板整流后，再次向上流动并进入中段催化剂循环区（加氢精制催化剂循环区）；
（2）混氢原料油进入加氢精制催化剂（堆密度0.6g/cm3，粒径为0.5mm、活性金属负载量为25%）循环区后，其过程同Ni-Mo氧化铝催化剂循环区，再次进行加氢反应和形成加氢精制催化剂的区域循环；其中，经第二导流件23导流后的流体水平分向速度为0.20～0.25m/s，加氢精制的条件为：反应压力为15MPa，反应温度为400℃，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为1:400。
（3）然后混氢原料油再进入Mo负载氧化铝催化剂（堆密度 0.8 g/cm3，粒径为0.1mm、活性金属负载量30%）循环区，在催化剂的作用下主要进行热裂化和加氢裂化反应，使重质油被反应为轻质的石脑油、柴油，同时Mo负载氧化铝催化剂的区域循环，并由第一旋流分离器11分离后的液体排出反应器外；在流体流动到反应器顶部后，气体逸出并在旋流分离器进口的上方形成气液相界面，气相通过气体出口7排出沸腾床反应器。其中，经第一导流件13导流后的流体水平分向速度为0.15～0.20m/s，加氢裂化的条件为：反应压力为15MPa，反应温度为420℃，液时体积空速为0.3h-1，氢油体积比为 1:400。
（4）对于底段催化剂循环区，沸腾床反应器运行一段时间，大颗粒Ni-Mo大孔氧化铝催化剂由于脱除了较多的金属等杂质，表面有大量碳沉积和金属富集，催化剂活性大幅降低或失活，可排入加氢除杂的催化剂再生器33进行处理，并由加氢除杂的催化剂再生器33打回第三催化剂分布器，使之返回反应器内，催化剂中的金属、焦炭得到脱除再生，再生后的催化剂由加氢除杂催化剂分布器返回至反应器内。由第三旋流分离器31排出的物料中催化剂的体积固含量高达50%（质量分率达到95%），因此在线卸出不会影响加氢过程。新鲜加氢除杂催化剂从催化剂进口管线32引入反应器。
对于顶段催化剂循环区和中段催化剂循环区，沸腾床反应器运行一段时间，当催化剂反应器反应活性不足时，催化剂分别从第一催化剂排出口12和第二催化剂排出口22排出反应器，由第一旋流分离器11排出的物料中催化剂的体积固含量高达80%（质量分率达到85%），由第二旋流分离器21排出的物料中催化剂的体积固含量高达60%（质量分率达到90%），因此在线卸出不会影响加氢过程。新鲜加氢精制和加氢裂化催化剂从顶部催化剂进口12引入反应器。
对比例1
该对比例1与实施例1基本相同，不同之处在于反应器内未设置有第一导流件、第二导流件和第三导流件。反应器使用与实施例1相同的催化剂。反应条件和试验原料同实施例1。在运行中，流体不能从较小的水平进口进入旋流分离器，不能实现液固分离，更不能实现催化剂的内循环。
对比例2
采用CN102311763A实施例1装置和方法进行测试，该对比例2与CN102311763A实施例1基本相同，不同之处在于反应器使用与实施例1相同的催化剂，反应条件和试验原料同实施例1。失活催化剂从失活催化剂排放管排出时，物料中的催化剂的体积固含量仅为14%，排放失活催化剂时，严重影响正常的加氢反应。
表1 本发明的实施例1和对比例2的测试效果
| 实施例1 | 对比例2 | |
| 原料密度，g/cm<sup>3</sup> | 0.9656 | 0.9656 |
| 原料粘度，mm<sup>2</sup>/s | 36.2 | 36.2 |
| 金属（Ni+V）含量，μg·g<sup>-1</sup> | 385.8 | 385.8 |
| S含量，wt% | 2.78 | 2.78 |
| N含量，μg·g<sup>-1</sup> | 3774 | 3774 |
| 加氢除杂催化剂直径，mm | 8 | 8 |
| 加氢精制催化剂直径，mm | 0.5 | 0.5 |
| 加氢裂化催化剂直径，mm | 0.02 | 0.02 |
| 催化剂带出量，ppm | 5 | 350 |
| 表观液速，mm/s | 22 | 液速不稳定、不易控制 |
| 表观气速，mm/s | 16 | 气速不稳定、不易控制 |
| 金属（Ni+V）的脱除率，wt% | 97.3 | 89.5 |
| 硫的脱除率，wt% | 90.0 | 85.0 |
| 氮的脱除率，wt% | 54.8 | 41.6 |
| 液体出口的压力，MPa | 13.5 | 14.9 |
| 产品油馏程IBP/10%/30%/50%/70% | 151.8/386.4/525.2/597.2/637 | 171/487/545/605/677 |
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，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。
Claims (24)
1.一种多种催化剂内循环的沸腾床反应器，其特征在于，其包括由上向下依次设置的两段以上催化剂循环区；
至少一段催化剂循环区内设置有导流件和一个以上旋流分离器，优选为4～128个，进一步优选为 8～16个，每段的旋流分离器的下部催化剂出口通向各自催化剂循环区的下部且连接至各自催化剂排出口，每段的旋流分离器上部的进口水平朝向反应器中心或内侧，每段的导流件用于改变流体的流向以使流体具有水平分向速度，从而部分流体流向各自旋流分离器的进口。
2.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：采用如下至少一种方案：
（1）顶段催化剂循环区内设置有导流件和一个以上旋流分离器时，旋流分离器顶部的液体分离管连接至反应器的液体出口；所述的导流件优选选自如下之一：
I、导流件为下宽上窄的锥形筒，
II、导流件为包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向旋流分离器的进口的开口或导向筒，优选地，开口或导向筒的数量与该催化剂循环区内的旋流分离器的数量相同，进一步优选地，导向筒采用由内向外直径逐渐变小的筒体；
（2）在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区设置有导流件和一个以上旋流分离器时，在位于每段的导流件之上设置有整流件，每段的整流件用于将导流件上部流体的流向调整成为向上流动，每段的旋流分离器顶部的液体分离管通向各自催化剂循环区的上部，整流件优选为下宽上窄的锥形筒；所述的导流件优选如下：包括相连接的顶面和下宽上窄的锥筒体，锥筒体的上部开设有朝向旋流分离器的进口的开口或导向筒，优选地，开口或导向筒的数量与该催化剂循环区内的旋流分离器的数量相同，进一步优选地，导向筒采用由内向外直径逐渐变小的筒体。
3.根据权利要求1或2所述的沸腾床反应器，其特征在于：在设置有导流件和一个以上旋流分离器的催化剂循环区内，还包括与旋流分离器下部的催化剂出口相连接的催化剂分布器，优选地，催化剂分布器包括环形管道，环形管道上端设置有与旋流分离器的下部出口相连的管道进口，环形管道下端设置有开口向下的两个以上催化剂分布口，催化剂分布口与管道进口交错设置，进一步，优选为4～128个，进一步优选为4～32个。
4.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：底段催化剂循环区的催化剂排出口连接有催化剂再生器，优选地，催化剂再生器的出口与底部的催化剂循环区内的催化剂分布器相连接。
5.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：沸腾床反应器包括由上向下依次设置的2～3个催化剂循环区。
6.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：沸腾床反应器的内底部还设置有气液分配器。
7.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：沸腾床反应器的底部设置有气相和液相进入的进料口，顶部设置有气体出口；每段催化剂循环区设置有各自的催化剂进口，或者在沸腾床反应器的顶部设置有催化剂进口，底段催化剂循环区设置有催化剂进口。
8.根据权利要求1所述的沸腾床反应器，其特征在于：旋流分离器贴合或靠近沸腾床反应器的壁体。
9.根据权利要求1或2所述的沸腾床反应器，其特征在于：采用如下至少一种方案：
（1）在顶段催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，从而与液体出口相连，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽，液体出口的水平高度不低于旋流分离器入口；
（2）在除顶段催化剂循环区以外的催化剂循环区内，旋流分离器包括上下连接的直筒体和锥筒体，液体分离管从锥管体内向上延伸并伸出旋流分离器，液体分离管的下端开口高于旋流分离器的底部出口，锥筒体内侧设有螺旋导流槽。
10.一种重质油加氢方法，其特征在于：使用权利要求1-9任一所述的沸腾床反应器进行重质油加氢。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：重质油加氢方法包括：通过调节液体出口的压力来控制沸腾床内部液体的流速，以及控制催化剂内循环的停留时间和液体通过反应器的停留时间，优选地，液体出口的压力为8～20MPa，液体出口的压力比反应器内部的反应压力低0.5～10MPa，进一步优选为1～5 MPa。
12.根据权利要求10或11所述的方法，其特征在于：每段的旋流分离器分离得到的催化剂被排放至各自催化剂循环区的催化剂分布器，然后催化剂被催化剂分布器均匀地分布各自催化剂循环区的下部。
13.根据权利要求10或11所述的方法，其特征在于：重质油加氢方法还包括：通过每段催化剂循环区的催化剂排出口排出各自旋流分离器分离的催化剂物料，优选地，催化剂物料中催化剂的体积固含量为10%～85%，进一步优选为30%～85%。
14.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：经过导流件后，每段催化剂循环区内流体的水平分向速度为0.05～0.85m/s。
15.根据权利要求10或14所述的方法，其特征在于：沸腾床反应器包括由上向下依次设置的3个催化剂循环区，由下至上，经过导流件后的每段催化剂循环区内流体的水平分向速度的依次优选为0.10～0.35m/s、0.10～0.35m/s、0.05～0.35m/s。
16.根据权利要求10或14所述的方法，其特征在于：重质油加氢方法还包括：底段催化剂循环区外排的催化剂进入催化剂再生器进行再生，在再生后通过催化剂添加管线输送回底段催化剂循环区。
17.根据权利要求10或16所述的方法，其特征在于：底段催化剂循环区所需要更换的新催化剂由底段催化剂循环区的催化剂加入口引入反应器内；除底段催化剂循环区之外的催化剂循环区内的新催化剂直接由顶端的催化剂加入口引入反应器内。
18.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：由下至上，不同催化剂循环区内的催化剂颗粒直径依次递减，递减范围为0.1～10mm，催化剂颗粒的堆密度递减为0.3～0.5g/cm3。
19.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：每段催化剂循环区内填装有至少一种催化剂，优选为1～3种催化剂。
20.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：包括如下步骤:
重质油与氢气混合后由底部进料口进入沸腾床反应器内，经气液分配器均匀分布气液后，气液混合物带动催化剂向上流动经过底部的催化剂循环区，发生加氢反应，经导流件导流后，使得液体形成水平分向速度，部分液体带动催化剂固体进入旋流分离器并实现液固分离，分离后的液体由上部的液出口再次进入催化剂循环区的上部，而分离后的催化剂固相则通向催化剂循环区的下部，形成催化剂的区域循环；未进入旋流分离器的液体和旋流分离器排出的液体经整流件后，再次向上流动，然后依次经过上部的各个催化剂循环区，各个催化剂循环区同样完成加氢反应和形成催化剂的区域循环。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于：顶部的催化剂循环区的旋流分离器分离后的液体排出反应器外；在流体流动到反应器顶部后，氢体逸出并在旋流分离器进口的上方形成气液相界面，气相通过气体出口排出沸腾床反应器。
22.根据权利要求20或21所述的方法，其特征在于：重质油与氢气混合进入沸腾床反应器内后，先后经过底段催化剂循环区、中段催化剂循环区和顶段催化剂循环区。
23.根据权利要求20或22所述的方法，其特征在于：底段催化剂循环区内的催化剂包括加氢保护剂中的一种或几种、加氢脱金属催化剂中的一种或几种，其粒径为3～10mm，堆密度为0.3～0.9g/cm3；
中段催化剂循环区内的催化剂采用加氢精制催化剂中的一种或几种，其粒径为0.3～0.8mm，堆密度为0.4～1.1g/cm3；
顶段催化剂循环区内的催化剂采用加氢裂化催化剂中的一种或几种，粒径为0.01～0.1mm，堆密度为0.6～1.5g/cm3。
24.根据权利要求20或22所述的方法，其特征在于：底段催化剂循环区的反应条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000；
中段催化剂循环区的反应条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200 ～2000；
顶段催化剂循环区的反应条件为：反应压力为8～30MPa，反应温度为350～500℃，体积空速为0.1～5h-1，氢油体积比为200～2000。
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Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN110465246A (zh) * | 2019-09-11 | 2019-11-19 | 上海电气电站环保工程有限公司 | 一种三相分离器 |
Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3732081A (en) * | 1970-04-13 | 1973-05-08 | Universal Oil Prod Co | Apparatus for fluid-solid contacting operations |
| CN2287519Y (zh) * | 1997-01-03 | 1998-08-12 | 清华大学 | 用于催化反应体系的气固固内循环流化反应器 |
| CN102453528A (zh) * | 2010-10-15 | 2012-05-16 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种多段沸腾床渣油加氢工艺方法 |
| CN103394312A (zh) * | 2013-08-09 | 2013-11-20 | 清华大学 | 一种醇/醚催化转化制芳烃的多段流化床装置及方法 |
| CN205146188U (zh) * | 2015-11-30 | 2016-04-13 | 华电重工股份有限公司 | 一种内环流式沸腾床反应器 |
| CN106345375A (zh) * | 2016-10-26 | 2017-01-25 | 中国科学院青岛生物能源与过程研究所 | 一种同时带有反应和分离功能的内环流反应器 |
-
2017
- 2017-10-27 CN CN201711020612.7A patent/CN109722281B/zh active Active
Patent Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3732081A (en) * | 1970-04-13 | 1973-05-08 | Universal Oil Prod Co | Apparatus for fluid-solid contacting operations |
| CN2287519Y (zh) * | 1997-01-03 | 1998-08-12 | 清华大学 | 用于催化反应体系的气固固内循环流化反应器 |
| CN102453528A (zh) * | 2010-10-15 | 2012-05-16 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种多段沸腾床渣油加氢工艺方法 |
| CN103394312A (zh) * | 2013-08-09 | 2013-11-20 | 清华大学 | 一种醇/醚催化转化制芳烃的多段流化床装置及方法 |
| CN205146188U (zh) * | 2015-11-30 | 2016-04-13 | 华电重工股份有限公司 | 一种内环流式沸腾床反应器 |
| CN106345375A (zh) * | 2016-10-26 | 2017-01-25 | 中国科学院青岛生物能源与过程研究所 | 一种同时带有反应和分离功能的内环流反应器 |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| 邹仁鋆: "《石油化工裂解原理与技术》", 31 December 1981, 化学工业出版社 * |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN110465246A (zh) * | 2019-09-11 | 2019-11-19 | 上海电气电站环保工程有限公司 | 一种三相分离器 |
Also Published As
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| CN109722281B (zh) | 2020-12-08 |
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