CN117186941A - 一种烃油液相加氢反应装置及方法 - Google Patents
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Abstract
一种烃油液相加氢反应装置及方法，反应装置包括气液混合器(3)、气液分离罐(4)、设置有多段催化剂床层(7)的反应器和设置在所述的催化剂床层之间的中间补气单元，其中，所述的气液混合器设有第一气体进料管和液相原料进料管，所述的气液混合器出口连通气液分离罐入口，气液分离罐的气相出口经第二气体进料管连通所述的中间补气单元，所述的气液分离罐的混相出口连通所述的反应器的底部进料口。本发明提供的烃油液相加氢反应装置尤其适用于氢耗量较大的烃油液相加氢过程，可实现氢气在烃油中快速溶解平衡，在反应器中持续补氢从而维持反应进行，达到强化气液两相传质过程并提高氢气利用率及反应速率的目的。
Description
技术领域
本发明涉及气液两相混合技术领域，具体涉及石油炼制一种强化传质的液相加氢反应过程。
背景技术
加氢工艺是现代炼油工艺中最重要的方法之一。它不仅是炼油工业生产清洁燃料的首要方法，而且在石化企业中发挥着不可替代的作用。目前加氢处理过程大多采用传统的滴流床技术。传统滴流床反应一方面为了强化传质而采用较高的氢油比，另一方面为了控制反应温度采用氢气大量循环，此方法需要配备复杂的循环氢系统，相应的反应器体积也较大，势必增大装置投资以及操作能耗。
为了克服上述滴流床加氢技术所存在的不足，液相加氢技术引起人们的关注，它是将氢气溶解于原料油中来满足加氢反应所需氢气，并通过液体循环溶解足量的氢气以满足加氢反应的需要。该反应在液相条件下进行，可节省循环压缩机系统、高分系统及其相应设备，大大节约投资和能耗。
然而，现有的馏分油液相加氢技术关于氢气和烃油的混合过程，通常采用管路直接混合或静态混合器混合，存在氢气的溶解能力差、容易逸出、分散不均匀、随着反应的进行溶氢量不足等诸多问题，导致氢气的利用率低。因此为了保证反应转化率，需要维持一定的补充氢油比，有的反应还需要一定量的循环物料，这样就使得反应器体积较大、工艺流程更加复杂、装置投资成本高。为了解决这些问题，只有强化两相间的传质，使氢气在原料油中溶解得更多并及时补充，才能降低装置运行中的氢油比，降低反应器压降，同时提高反应效率。
ZL201721732518.X公开了一种溶氢器，可以加氢反应前强化溶氢效果。ZL201010222023.9提出了一种低氢油比的加氢处理方法和反应器，通过特殊内构件的设置，可以降低反应氢油比，提高氢气使用效率，提高催化剂及反应器体积的利用率。ZL201910824430.8公开了一种多相流反应强化反应器，通过列管强化气液反应传质速率。
虽然现有公开文献都报道在一定程度可以提高氢气利用率，但针对加氢反应过程，仍存在气液混合不均匀、也即混氢溶氢效果不佳，有大气泡存在，随着反应进行溶解氢量不足，传质速率低的问题，进而影响催化剂性能的发挥及最终的反应效果。
发明内容
本发明的目的是针对液相加氢过程，提高氢气在原料油中的溶解量和均匀性，并保持氢气的持续供应，进而提高传质速率和反应速率，从而提供一种强化传质的液相加氢反应系统和方法。
为了实现上述目的，第一方面，本发明提供一种烃油液相加氢反应装置，包括气液混合器3、气液分离罐4、设置有多段催化剂床层7的反应器和设置在所述的催化剂床层之间的中间补气单元，其中，气液混合器设有第一气体进料管和液相原料进料管，所述的气液混合器出口连通气液分离罐入口，气液分离罐的气相出口经第二气体进料管连通所述的中间补气单元，所述的气液分离罐的气液混相出口连通所述的反应器的底部进料口。
第二方面，本发明提供一种烃油液相加氢反应方法，采用上述的烃油液相加氢反应装置，氢气经第一气体进料管、烃油经液相原料进料管引入气液混合器中进行气液混合，混合后物流在气液分离罐中分离得到气液混相和未混合气体，气液混相由底部进入反应器中，与加氢催化剂接触反应；未混合气体和补充氢气由第二气体进料管引入中间补气单元中与反应物流进一步混合并反应，反应后得到加氢后烃油。
与现有技术相比，本发明提供的烃油液相加氢反应装置和方法的有益效果为：
本发明提供的烃油液相加氢反应装置，在反应器前设置气液混合器和气液分离罐，可以使气相以微气泡形式与液相接触，并将未完全溶解的以大气泡形式存在的气体进行收集和分离，从而保证反应器进料为气相以微小气泡存在于液体中形成的混合物，更有利于反应进行。使更多气相溶解到液相中，从而强化气液两相传质过程，并提高反应速率。
通过在反应器床层间设置第二气液混合器，可以对气体定点定量持续供给，补充反应消耗掉的气体，增加气液两相接触面积，有利于反应持续进行并实现对反应深度有效控制。
本发明提供的烃油液相加氢反应装置和方法尤其适用于氢耗量较大的烃油液相加氢过程，可实现氢气在烃油中快速溶解平衡，在反应器中持续补氢从而维持反应进行，显著提高氢气利用率及反应速率的目的。
附图说明
图1为烃油液相加氢反应装置的一种实施方式的流程示意图；
图2为第一气液混合器的一种优选实施方式的结构示意图。
其中：
1-液相原料进料管； 2-第一气体进料管 3-气液混合器
4-气液分离罐 5-第二气体进料管 6-反应器壳体
7-催化剂床层 8-中间补气单元 9-分离器
31-液体导流管 32-液体进口 33-液腔室
34-气液混合管 35-气腔室
具体实施方式
在本申请中，所谓“上部”、“下部”、“底部”均是基于容器或部件的相对位置关系而言的。其中，所述的“底部”是指容器由下至上0-10％的位置，所述的“顶部”是指容器由下至上90-100％的位置在本发明中，如无特别说明，横截面积均指的是垂直于物流方向上的截面面积。
第一方面，本发明提供一种烃油液相加氢反应装置，包括气液混合器3、气液分离罐4、设置有多段催化剂床层7的反应器和设置在所述的催化剂床层之间的中间补气单元，其中，气液混合器设有第一气体进料管和液相原料进料管，所述的气液混合器出口连通气液分离罐入口，气液分离罐的气相出口经第二气体进料管连通所述的中间补气单元，所述的气液分离罐的气液混相出口连通所述的反应器的底部进料口。
本发明提供的烃油液相加氢反应装置中，所述的气液混合器由下至上分为液腔室33、气腔室35和出口区，顺序连通的液体导流管32和气液混合管34贯穿所述的液腔室、气腔室和出口区；所述的气液混合管管壁开孔，所述液体导流管由下至上管径缩小、底部封闭；所述的液体导流管底部设有液体进口31，所述的出口区设有出口，第一气体进料管2连通所述的气腔室，液相原料进料管1连通所述的液腔室。
优选地，所述的中间补气单元由下至上分为液腔室33、气腔室35和出口区，顺序连通的液体导流管32和气液混合管34贯穿所述的液腔室、气腔室和出口区；所述的气液混合管管壁开孔，所述液体导流管向上管径缩小、底部开口；所述的液体导流管侧壁底部设有液体进口31，所述的出口区顶部开口，第二气体进料管2连通所述的气腔室。
在本发明的一种优选实施方式中，所述的液体导流管底部开口，优选在液体导流管底部的侧壁切向开口。
在本发明的一种优选实施方式中，在所述液体导流管由下部的直管段和上部的缩径段组成，所述的缩径段为锥形体结构，所述直管段的一端封闭，另一端与所述缩径段连通。所述缩径段的长度与所述直管段的长度比为1：0.1-10，优选为1：1-5。所述缩径段的管壁与所述直管段的管壁之间的锥面角α为120°-175°，更优选为150°-170°。所述缩径段的进口端指的是与直管连接的一端，所述缩径段的出口端指的是与气液混合管连接的一端。
在本发明的一种优选实施方式中，所述的气液混合器和所述的中间补气单元中，在所述直管段的封闭端的管壁上设置有液体进口，所述的液体进口的流体流动方向与所述的液体导流管管壁相切。所述液体进口使得液体沿切向进入液体导流管，并在液体导流管内形成旋流。其中，液体导流管和液体进口的局部剖视图如附图2所示。单个液体导流管上所述液体进口可以设置为多个，多个所述的液体进口优选沿管壁圆周方向均匀分布。优选液体进口的数量为1-8个；其中，所述液体进口在垂直于液体流动方向上的横截面为矩形或圆形，优选为圆形。
本发明的烃油液相加氢反应装置中，所述的气液混合管管壁开有微孔，优选地，所述的气液混合管采用多孔材料管，优选地，所述的气液混合管为金属多孔管和/或陶瓷膜管。
优选地，所述多孔介质材料的孔径≤200μm，优选为≤50μm，更优选为100nm-1μm。
优选地，所述气液混合管的横截面积与所述气腔室的横截面积之比为0.1-0.9：1，优选为0.3-0.8：1。
优选地，所述气腔室和所述液腔室的高度比为0.5-5：1。
本发明的烃油液相加氢反应装置中，所述的气液混合管径向截面可以采用单通道，或者采用多通道贯通的形式，通道数目可为2-40个，气液混合物在孔道内进一步混合。通道截面积与总管截面积之比为0.1-0.9，优选0.3-0.8。
本发明的烃油液相加氢反应装置中，在所述反应器顶部设有出口；反应器出口连通分离器，所述分离器用于分离气相和液相。
其中，本发明中提供的多相反应系统，适用于有气相和液相参与的反应，可以使气相以微气泡形式与液相接触，且能为反应器持续提供微气泡，从而强化多相传质过程，并提高反应速率。
在本发明的一种实施方式中，所述液腔室设置在所述液体导流管的外部。其中，所述液腔室用于为所述液体导流管提供液体。其中，气腔室和液腔室相互独立，彼此不连通。
在本发明的一种实施方式中，所述的液体导流管外部可以不设有液腔室，所述的液相原料进口直接采用所述的液体导流管的液相进口。与直接在液体导流管的直管段管壁上设置液相原料进口相比，本发明中通过借助液体腔进液并设置多个液体导流管，可以使液体导流管内液体分布更加均匀，而且可以适用于处理量较大的反应过程或者进行工业放大。
本发明对气腔室以及气相原料进口的形状不做特殊限定，气腔室可以为圆柱形，气相原料进口可以为圆形或矩形。
在本发明的一种实施方式中，所述气腔室和液腔室各设置为一个，所述液体导流管、气液混合管设置为多个；其中，每一个气液混合管独自地与一个液体导流管相连。通过在液腔室中设置多个液体导流管，在气腔室中设置多个气液混合管，可以进一步提高气液两相的混合效果，能够增大处理量，有助于工业放大。
在本发明提供的烃油液相加氢反应装置中，液相原料先由液相原料进口进入液腔室，然后在经液体进口进入液体导流管的直管段，由直管段进入缩径段，之后再进入气液混合管，在气液混合管内流动，气腔室内的气体通过多孔管上的孔隙进入气液混合管内部，与气液混合管内的液体进行混合。利用多孔管对气相进行预分散以及液相在多孔管表面的高速剪切流动，可使得产生的气泡及时脱离多孔管表面，防止大气泡的产生。气腔室中的气体穿过气液混合管的管壁与液腔室中的液体在气液混合管内相接触，可以使得气相以小气泡的形式存在在液相中，得到气液相混合均匀的气液混合物。
在本发明的一种实施方式中，从所述混合器中流出的气液混合物中微小气泡的平均直径可以达到1-1000μm，优选达到50-800μm。
在本发明中，气液分离罐用于分离大气泡和气液混合物。分离罐将以大气泡形式存在的气体分离出来进入反应器的中间补气单元，从而保证液相夹带800μm以下小气泡形成气液混合物进入反应器，更有利于反应进行。本发明对气液混合器与气液分离罐的连接方式也不做特殊限定。气液混合器物料可以直接进入气液分离罐内，也可以经管线引入气液分离罐。
本发明的烃油液相加氢反应装置中，两个催化剂床层之间设置有中间补气单元，中间补气单元的数目可以是多个。在本发明的一种实施方式中，所述反应器包括反应器壳体、多个催化剂床层和相邻催化剂床层间的中间补气单元，以及设置在所述反应器壳体上部的采出口，侧面的进气口。
中间补气单元可以是一个或多个气液混合器，反应器侧壁设有第二气体进料管，气液分离罐分离出的气体和补充气体经第二气体进料管进所述的中间补气单元的气腔室，来自中间补气单元下部的反应物流进入液体导流管，在气液混合管内进一步强化混合后进入下一催化剂床层进行反应。
反应完成后的物流经反应器的侧向采出口和顶部出口采出，经分离器分离气相和液相，得到加氢后烃油产品。
第二方面，本发明提供一种烃油液相加氢方法，采用上述的任意一种所述的液相加氢反应装置中进行，氢气经第一气体进料管、烃油经液相进料管引入气液混合器中进行气液混合，混合后物流在气液分离罐中分离得到气液混相和未混合气体，气液混相由底部进入反应器中，与加氢催化剂接触反应；未混合气体和补充氢气由第二气体进料管引入中间补气单元中与反应物流进一步混合并反应，反应后得到加氢后烃油。
本发明提供的方法中，所述的烃油选自液化气、石脑油、汽油、煤油、柴油、润滑油、蜡油、渣油中的一种或几种。
其中，本发明对催化反应中的催化剂以及具体操作条件不做特殊限定，可根据液体原料的具体类型选择对应领域的常规催化剂合常规操作条件。例如，所述的加氢催化剂为以耐热无机氧化物为载体负载活性组分或者活性组分和辅助组分的负载型催化剂，其中，所述的耐热无机氧化物选自氧化铝和/或二氧化硅；活性组分选自镍、钼、钨、铂、钯中的一种或几种，所述的辅助组分选自氯、硫和氧中的一种或几种。所述催化反应中的催化剂为固体颗粒，形状为球形、条形、蝶形、三叶草形、四叶草形等规则形状，催化剂在床层内的空隙率为30％～60％。
优选地，所述催化剂可以按照本领域常规方法进行制备，也可以是商购产品，例如RS1000、RS2200等。
在本发明的一种实施方式中，加氢反应的反应条件包括：反应温度为100-500℃，优选为150-450℃；反应压力为0.5-25MPa，优选为1-20MPa；液相原料的体积空速为0.1-10h-1，优选为0.2-8h-1；总氢油体积比为50-1000:1，优选为100-800:1，更优选600-800：1；气体补充单元的气体通入量占总氢的比例为20％-80％。
多相反应的方法，所述方法在本发明第一方面所述的多相反应系统中进行。在混合系统中，液相原料首先进入混合器的液腔室，经所述混合器组件的液体进料孔进入液体导流管，气体原料进入气腔室，经多孔管侧面微孔进行分散后进入混合区的多孔管内，在液相原料的剪切下形成微小气泡并充分溶解，混合形成的气液混合物从混合器出口后进入气液分离罐，分离罐将大气泡分离出来进入反应器的中间补气单元，液相夹带800μm以下小气泡形成气液混合物进入反应器。所述反应系统内，气液混合物与催化剂接触进行反应。反应系统包含至少两个催化剂床层，至少在一组相邻的催化剂床层间设有气相补充单元。分离罐分离出的气相经反应器侧面补充气相进口进入中间补气单元的气腔室，反应器内流体经混合器组件的液体进料孔进入液体导流管，继而在气液混合管内进行两相混合，进一步增加气相在液相中的溶解度，随后进入下一催化剂床层发生反应。优选地，反应后生成的产物经采出口采出后进入分离器进行分离。
在混合系统中，液相原料首先进入混合器的液腔室，经所述混合器组件的液体进料孔进入液体导流管，气体原料进入气腔室，经多孔管侧面微孔进行分散后进入混合区的多孔管内，在液相原料的剪切下形成微小气泡并充分溶解，混合形成的气液混合物从混合器出口排出后进入气液分离罐，分离罐分离出的气相进入反应器的中间补气单元，气液混合物进入反应器。所述反应系统内，气液混合物与催化剂接触进行反应。反应系统包含至少两个催化剂床层，至少在一组相邻的催化剂床层间设有中间补气单元。分离罐分离出的气相经反应器侧面补充气相进口进入中间补气单元的气腔室，反应器内流体经混合器组件的液体进料孔进入液体导流管，继而在气液混合管内进行两相混合，进一步增加气相在液相中的溶解度，随后进入下一催化剂床层发生反应。优选地，反应后生成的产物经采出口采出后进入分离器进行分离。
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，但附图和实施例并不构成对本发明的限制。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。但本发明并不因此而受到任何限制。
对比例1
对比例1说明现有技术中柴油液相加氢精制过程。
柴油原料取自中国石油化工股份有限公司青岛炼化分公司，原料油性质见表1。
采用的加氢精制催化剂由中国石化催化剂有限公司长岭分公司生产，商品牌号为RS-1000。
反应器中装填1个加氢精制催化剂床层，柴油原料和氢气采用管路直接混合，混合压力为8MPa，将混合后的物料从反应器底部引入反应器中，向上流动与加氢精制催化剂接触进行加氢脱硫反应。反应温度为360℃，反应压力8.0MPa，体积空速1.5h-1，氢油体积比为150。反应后物流由反应器顶部引出，分析测定反应产物中硫含量和氮含量。实验结果见表2。
实施例1
实施例1说明现有技术中柴油液相加氢精制过程。
实施例1使用的柴油原料和加氢精制催化剂、反应操作条件同对比例1。
不同的是采用本发明提供的气液混合器与反应器入口直接连接。如附图2所示，所述的气液混合器3包括液体导流管31、液腔室33、气液混合管34和气腔室35；液体导流管31由直管段和缩径段组成，直管段的长度为30mm，缩径段的长度为44mm，缩径段的进口端内径为40mm，缩径段的出口端内径为8mm，缩径段的管壁与直管段的管壁之间的锥面角α为160°；直管段底部封闭，底部侧壁上设置有1个沿管壁切向进入的液体进口32，液体进口在管壁内的延伸方向垂直于管壁的延伸方向，液体进口使得液体沿切向进入液体导流管31，并在液体导流管内形成旋流；液腔室33设置在液体导流管31的外部，液腔室上设置有液相原料进料管1；气液混合管为孔径为10μm的金属多孔管，气液混合管的外径为12mm；气腔室设有气体进料管，液体导流管、气液混合管均设置为5个；其中，每一个气液混合管独自地与一个液体导流管连通。
柴油原料经液体原料进料管、氢气经汽提进料管引入气液混合器中，在气液混合器中混合，混合后的物料由反应器底部进入反应器。与加氢精制催化剂床层接触反应，反应后的物流经反应器顶部出口排出，经气液分离后，得到加氢精制后的柴油，性质如表2所示。
实施例2
实施例2说明本发明提供的烃油液相加氢反应方法的技术效果。
实施例2使用的柴油原料和加氢精制催化剂同对比例1，反应操作条件与对比例1相同。
反应装置和流程如附图1所示，气液两相首先经过气液混合器溶氢，气液混合器后进入气液分离罐，气液分离罐脱除的气相作为中间补气单元的气相进料与来自底部床层的液相进行二次混合。气液混合器的结构同实施例1中的气液混合器。
催化剂分上下两个床层等量装填，两个床层间设有中间补气单元，中间补气单元结构同对比例2所述的气液混合器相似。所不同的是，液体导流管直管段的长度为10mm，缩径段的长度为30.2mm，缩径段的进口端内径为30mm，缩径段的出口端内径为8mm，缩径段的管壁与直管段的管壁之间的锥面角α为160°；直管段的封闭端的管壁上设置有3个沿管壁切向进入的液体进料孔，可在液体导流管内形成旋流；液腔室设置在液体导流管的外部，液腔室上设置有液相原料进料管；气液混合管为孔径为5μm的金属多孔管，管腔为7通道贯通；气腔室和液腔室各设置为一个，液体导流管、气液混合管均设置为8个；其中，每一个气液混合管与一个液体导流管连通。
氢气经第一气体进料管、柴油原料经液相进料管引入气液混合器中进行气液混合，混合后物流在气液分离罐中分离得到气液混相和未混合气体，气液混相由底部进入反应器中，与加氢催化剂接触反应；未混合气体和补充氢气由第二气体进料管引入中间补气单元中与反应物流进一步混合并反应，反应后得到加氢后柴油，性质如表2所示。
表1柴油原料性质
其中：硫含量采用总硫含量测定法(SH/T0689)测定。氮含量采用液态石油烃中痕量氮测定法(氧化燃烧和化学发光法)(SH/T0657)测定。
表2柴油加氢产物性质
| 对比例1 | 实施例1 | 实施例2 | |
| 温度，℃ | 350 | 350 | 350 |
| 压力，MPa | 8 | 8 | 8 |
| 体积空速，h-1 | 1.5 | 1.5 | 1.5 |
| 氢油比 | 150 | 150 | 150 |
| 产品 | |||
| 硫含量，μg/g | 47 | 6.3 | 5 |
| 氮含量，μg/g | 0.4 | 0.3 | ＜0.2 |
对比例2
对比例2说明现有技术中的重油液相加氢过程。
渣油原料取自中国石油化工股份有限公司沧州分公司的常压渣油，其性质见表3。
渣油原料与氢气混合后从反应器顶部引入装有加氢催化剂的反应器中进行加氢预处理。所用催化剂为渣油加氢处理RHT系列催化剂，包括加氢保护剂A、加氢脱金属剂B和加氢脱硫脱碳剂C，催化剂级配装填，比例分别为5％、45％和50％，加氢保护剂和加氢脱金属剂作为一个床层，加氢脱硫脱残碳剂作为一个床层。所述催化剂均由中国石化催化剂公司长岭分公司生产，其性质见表4。
渣油原料由顶部入口引入反应器，由上至下依次流过加氢保护剂和加氢脱金属剂床层、加氢精制催化剂床层，与催化剂接触进行加氢精制反应，反应温度380℃，氢分压16.0MPa，体积空速0.17h-1，氢油体积比800。将所得加氢生成油进行分馏，得到加氢蜡油和加氢减渣，反应产物性质如表5所示。
实施例3
实施例3说明本发明提供的烃油液相加氢反应方法的技术效果。
实施例3使用的渣油原料、催化剂和反应操作条件与对比例2相同。
反应装置和流程如附图1所示，渣油原料与一部分进料氢气首先经过气液混合器溶氢，所述的气液混合管为孔径为1μm的金属多孔管，管腔为19通道贯通；液体导流管、气液混合管均设置为10个。气液混合器后设置气液分离罐，气液分离罐底部溶氢物料从反应器底部进入。
催化剂装填顺序与对比例2相反，加氢保护剂A和加氢脱金属剂B作为第一床层，加氢脱硫脱碳剂C作为第二床层，两个床层间设有中间补气单元。
中间补气单元结构与实施例1不同的是：缩径段的长度为23.6mm，缩径段的管壁与直管段的管壁之间的锥面角α为155°。直管段的封闭端的管壁上设置有4个沿管壁切向进入的液体进料孔，可在液体导流管内形成均匀旋流；气液混合管由孔径为1μm的金属多孔管制备得到；液体导流管、气液混合管均设置为10个；其中，每一个气液混合管独自地与一个液体导流管相连通。气液分离罐脱除的气相直接进入中间补气单元进行二次混合，同时补加一部分新氢。
渣油原料由底部引入反应器，由下至上依次流过加氢保护剂和加氢脱金属剂床层、加氢精制催化剂床层，与催化剂接触进行加氢精制反应，反应温度380℃，氢分压16.0MPa，体积空速0.17h-1，反应总氢油比500，其中反应器底部入口氢气通入量占总氢的比例为60％。将所得加氢生成油进行分馏，得到加氢蜡油和加氢减渣，反应产物性质如表5所示。采用该实施方式，在更低的氢油比条件下反应效果优于对比例2。
表3渣油原料性质
| 渣油原料 | |
| 密度，20℃，kg/m3 | 967.2 |
| 硫含量，wt％ | 3.70 |
| 氮含量，wt％ | 0.228 |
| 残炭含量，wt％ | 10.2 |
| 金属(Ni+V)含量，μg/g | 102.3 |
其中，硫含量采用能量色散X射线荧光光谱法测定(GB/T17040)。氮含量采用石油及石油产品中氮含量测定法(SH/T0704)测定。
表4渣油加氢催化剂性质
| 催化剂类型 | 加氢保护剂A | 加氢脱金属剂B | 加氢脱硫脱碳剂C |
| MO3，wt％ | 3.0 | 8.4 | 15.0 |
| NiO，wt％ | 0.8 | 1.5 | 4.0 |
| 平均孔容，mL/g | 0.80 | 0.66 | 0.64 |
| 比表面积，m2/g | 100 | 157 | 200 |
| 堆密度，g/mL | 0.45 | 0.47 | 0.62 |
| 平均粒径，mm | 3.5 | 1.1 | 1.1 |
表5渣油加氢生成油性质
由表2和表5可知，本发明中提供的气液相反应系统，可应用在液相加氢技术中，尤其是适用于烃油加氢，可实现氢气在烃油中快速溶解平衡，达到强化气液两相传质过程并提高氢气利用率及反应速率的目的。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (12)
1.一种烃油液相加氢反应装置，其特征在于，包括气液混合器(3)、气液分离罐(4)、设置有多段催化剂床层(7)的反应器和设置在所述的催化剂床层之间的中间补气单元，其中，所述的气液混合器设有第一气体进料管和液相原料进料管，所述的气液混合器出口连通气液分离罐入口，气液分离罐的气相出口经第二气体进料管连通所述的中间补气单元，所述的气液分离罐的混相出口连通所述的反应器的底部进料口。
2.按照权利要求1所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述的气液混合器由下至上分为液腔室(33)、气腔室(35)和出口区，顺序连通的液体导流管(32)和气液混合管(34)贯穿所述的液腔室、气腔室和出口区；所述的气液混合管管壁开孔，所述液体导流管向上管径缩小、底部封闭；所述的液体导流管侧壁底部设有液体进口(31)，所述的出口区设有出口，第一气体进料管(2)连通所述的气腔室，液相原料进料管(1)连通所述的液腔室。
3.按照权利要求1或2所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述的中间补气单元由下至上分为液腔室(33)、气腔室(35)和出口区，顺序连通的液体导流管(32)和气液混合管(34)贯穿所述的液腔室、气腔室和出口区；所述的气液混合管管壁开孔，所述液体导流管向上管径缩小、底部开口；所述的液体导流管侧壁底部设有液体进口(31)，所述的出口区顶部开口，第二气体进料管(2)连通所述的气腔室。
4.按照权利要求3所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，在所述的液体导流管由下部的直管段和上部的缩径段组成，所述的缩径段为锥形体结构；所述的缩径段与所述的直管段的高度比为1：0.1-10，所述缩径段的管壁与所述直管段的管壁之间的锥面角α为120°-175°；
优选地，所述的缩径段与所述的直管段的高度比为1：1-5；
优选地，所述的缩径段的管壁与所述直管段的管壁之间的锥面角α为150°-170°。
5.按照权利要求3所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述的液体进口的流体流动方向与所述的液体导流管管壁相切；
优选地，多个所述的液体进口沿液体导流管管壁圆周方向均匀分布；
优选地，单个液体导流管上所述的液体进口的数量为2-8个。
6.按照权利要求3所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述的气液混合管为多孔材料管，所述的多孔材料管选自金属多孔管或陶瓷膜管；
优选地，所述多孔材料的孔径≤200μm，优选为≤50μm，更优选为100nm-1μm。
7.按照权利要求3所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述气液混合管的横截面积与所述气腔室的横截面积之比为0.1-0.9：1，所述气腔室和所述液腔室的高度比为0.5-5：1。
8.按照权利要求1所述的烃油液相加氢反应装置，其特征在于，所述的反应器顶部设有出口，侧面设有采出口，相应地，反应器出口和采出口分别连通分离器，所述分离器用于分离气相和液相。
9.一种烃油液相加氢反应方法，其特征在于，在权利要求1-8中任意一项所述的装置中进行烃油液相加氢反应，氢气经第一气体进料管、烃油经液相进料管引入气液混合器中进行气液混合，混合后物流在气液分离罐中分离得到气液混相和未混合气体，气液混相由底部进入反应器中，与加氢催化剂接触反应；未混合气体和补充氢气由第二气体进料管引入中间补气单元中与反应物流进一步混合并反应，反应后得到加氢后烃油。
10.按照权利要求9所述的烃油液相加氢反应方法，其特征在于，反应条件为：反应温度为100-500℃，反应压力为0.5-25Mpa，烃油原料的体积空速为0.1-10h-1，总氢油体积比为100-1000:1；
优选地，反应温度为150-450℃，反应压力为1-20MPa，烃油原料的体积空速为0.2-8h-1，总氢油体积比为100-800:1；
更优选地，总氢油体积比为500-800:1。
11.按照权利要求10所述的烃油液相加氢反应方法，其特征在于，反应器入口氢气通入量占总氢的比例为20％-80％。
12.按照权利要求9所述的烃油液相加氢反应方法，其特征在于，所述的加氢催化剂为以耐热无机氧化物为载体负载活性组分或者活性组分和辅助组分的负载型催化剂，其中，耐热无机氧化物选自氧化铝和/或二氧化硅；活性组分选自镍、钼、钨、铂、钯中的一种或几种；辅助组分选自氯、硫、氧中一种或几种。
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