CN104937077A

CN104937077A - 直接煤液化方法

Info

Publication number: CN104937077A
Application number: CN201480004734.5A
Authority: CN
Inventors: R·F·保曼; P·S·马
Original assignee: Accelergy Corp
Current assignee: Accelergy Corp
Priority date: 2013-01-14
Filing date: 2014-01-08
Publication date: 2015-09-23
Also published as: WO2014110085A1

Abstract

一种直接煤液化方法和设备，其中将原料煤与再循环的600℉+非供体物流混合来形成到DCL反应器的进料浆液，其中煤与所述流之比是至少1.5:1，以无水基计。将含氢的处理气体供到该反应器中。将来自该反应器的1000℉-底部物作为600℉+非供体物流的一部分再循环。将来自该反应器的1000℉+底部物在POX装置中气化，来提供用于DCL反应的氢。该再循环的底部物与原料煤之比是1:0.5-1:1.5。

Description

直接煤液化方法

技术领域

本发明涉及一种直接煤液化方法，该方法能够以高的热效率由高惰质组含量煤生产汽油、喷机燃料或者柴油。

背景技术

石油成本的增加和对于未来短缺的关注导致了对于将大量的、易于获得的煤沉积物(其存在于世界的多个地方)用作燃料源的兴趣增加。已经提出了不同的方法来将煤转化成液态和气态燃料产物，其包括汽油、柴油燃料、航空涡轮机燃料和民用燃料油，和在一些情况中转化成其它产物例如润滑剂和化学品。但是，许多问题已经阻碍了煤液化的推广，包括间接煤制油(CTL)转化方法如费托(FT)合成和甲醇制油(MTL)转化相对低的热效率和对于CO₂排放的关注。

已经开发了煤液化(DCL)方法来液化煤，该方法在许多应用中相对于FT合成的转化而言具有优势，包括明显更高的热效率和更低的CO₂排放。这种直接液化方法典型地包括在供体溶剂和任选的催化剂存在下，在含氢气氛中，将煤加热到约700-850°F的温度，来将煤结构分解为自由基，自由基急冷以产生液体产物。该催化剂可以典型地是非常细小的铁或者钼或者它们的混合物。一种钼催化剂源是由磷钼酸(PMA)前体经由原位来形成。

所报道的DCL煤转化装置需要使用加氢处理装置来制备供体溶剂，将供体溶剂进料返回DCL装置的进料中，来充当用于煤转化的溶剂和来为液化方法提供另外的氢。溶剂加氢处理需要分离溶剂馏分、另外的装备、另外的富氢处理气体，并且高达50％的反应热从液化反应器转移到溶剂加氢处理装置。因此，外部溶剂加氢处理装置的添加增加了所需的投资和降低了热效率。这就是为什么在使用溶剂加氢处理装置的方法中使用低的供体溶剂-煤之比(典型地是1.2-1.5)的一个重要原因。另外，加氢处理降低了粘度和降低了溶剂的芳烃含量，这降低了它将灰分悬浮于浆液中的能力和它与煤的相容性。悬浮灰分的能力的降低导致了固体累积、沉积或者堵塞高压原料泵、转移管线、热交换器、炉管和反应器的可能性的增加。所以，使用这种供体溶剂导致了液化反应器中较高的气含率，目的是将固体在浆液中保持悬浮，这相应需要大的反应器体积来实现反应器中足够的煤停留时间。高的再循环气体流量也是所需的，因为必须将处理气体提供到溶剂加氢处理装置和液化反应器二者。因为加氢处理装置是昂贵的，需要能量用于再循环气体，以及不太有效地使用反应热，因此已经设计了DCL反应器系统来使得供体溶剂再循环量最小。

为了降低所需的反应器体积和使得固体在液化反应器中的累积最小，Shenhua和Headwaters使用了沸腾床反应器。液体通过该反应器的循环导致了气含率的降低。因为沸腾床反应器中高的液体再循环，因此该反应器是充分返混的，其导致了反应器体积相比于活塞流反应器增加。

限制DCL方法应用的另一问题是惰质组含量远高于约12％的低品质煤被认为不适于用作DCL原料。这种高惰质组煤存在于世界的许多地方，包括美国和中国。这些煤的许多例如在中国的鄂尔多斯盆地中的煤(1，2，3)的惰质组含量大于25％，并且具有低的原子氢与碳之比(H/C)和与具有高镜质组含量的较高品质的煤相比，在历史上不能接受地更难用DCL来液化。

在1995年，Okada(4)报道了对于类似等级的煤来说，来自高压釜实验的油产率与煤的惰质组含量成反比(图2)。煤产率范围从对于零惰质组含量煤的67wt％到对于含有60vol％惰质组的煤的0-40wt％。他推断出高惰质组煤例如存在于鄂尔多斯盆地中的煤不适于直接液化。

在2001年，Wasaka(5)(NEDOL)公布了在0.1t/d中试装置的测试项目中针对27种煤进行的53次实验的结果。该项目具体聚焦于确定用于液化中国煤(包括高惰质组煤)的优选的条件。该研究推断出铁催化剂和外部产生的供体溶剂的组合产生了最高的油产率，特别是对于高惰质组含量煤来说更是如此(图3)。在450℃、17MPa、供体溶剂和FeS₂催化剂下，以13Nm³/h的中试装置再循环气体处理流量获得了约46wt％的油产率。提高到该反应器的再循环气体流量(不包括溶剂加氢处理所需的处理气体)导致了油产率增加到约60wt％(图4)。

基于这些实验，Wasaka推断出在液化高惰质组含量煤中难以获得较高的油产率，但是铁催化剂、供体溶剂、高达460℃的温度和高的再循环气体流量对于使得油产率最大来说是优选的。

Ishibashi(6，7)等人公开了一系列的浆液液化反应器在不同的运行条件的流体动力学信息。全部的操作使用了外部加氢处理的供体溶剂。浆液反应器中的气含率随着表观速度到约8cm/s而线性增加，然后在约70％达到平衡。这种图线通常与从鼓泡流变化到搅拌的湍流运行的反应器有关。这种高的气含率和相应的低的固含率和液含率导致了实现给定的煤停留时间和煤转化成液体产物所需的液化反应器体积的增加。

在2005年，Shenhua(7，8)申请了用于DCL方法的专利(2010年公布)，其使用了铁催化剂和外部加氢处理的供体溶剂。该供体溶剂在具有强制循环反应器的悬浮床(沸腾床)中生产。选择具有强制循环的悬浮床反应器用于液化，来提供低的气含率(反应器体积的高利用率)和避免矿物盐的沉淀。使用具有强制循环的两个悬浮床反应器，以一定的处理气体流量(0.6-1.0Nm3/kg浆液)来液化。优选的实施方案在455℃、反应器压力19MPa、溶剂与煤之比(S/C)为1.2和基于干煤为1wt％Fe的铁催化剂添加率来运行两个液化反应器。低等级生煤的油产率是57.17wt％，以无水无灰(MAF)基计。在分别的公开中，Shenhua报道了对于DCL的热效率是59.75％。

Headwaters DCL方法(9，10)特征包括使用分散的铁基催化剂两级返混浆液相反应器、轻度氢化来补充再循环溶剂的氢含量和稳定粗馏出物产物以及脱灰残油转化率来增加净煤转化率。在17MPa下液化反应器中的反应器温度是435℃-460℃。

在Shenhua和Headwaters方法二者中，产物将使用常规精制方法来进一步提质。

发明内容

根据本发明，已经发现当增加DCL方法中的溶剂与煤之比时，实现了液体产物产率和热效率的显著增加，特别是在微催化煤液化(MCL)方法(其使用了非常细小的钼或铁催化剂，优选细小的钼催化剂，和液化中所产生的600-700°F+非供体再循环物流)中更是如此。在该反应器的进料中，以无水重量计，这种物流与煤之比大于1.6:1，优选大于1.7:1，更优选1.8:1-3.5:1，仍然更优选2.0:1-3.5:1和最优选2.0:1-3.0:1。“非供体”表示再循环物流未在加氢处理装置中处理以使所述流体中多环芳族化合物部分地氢化来生产能够在液化过程中供氢的化合物。

令人惊讶的，对于给定的产物产生率来说，增加MCL方法中再循环的600-700°F+非供体物流与煤之比没有增加再循环物流和到液化的新煤的流量。代替地，需要较少的煤，并且虽然该再循环物流相对于煤增加了，但是到液化的总原料保持基本相同。较高的再循环和较低的煤流量的净影响是减少了浆液预热炉中所需的能量和真空分馏器尺寸。因此，降低了MCL设备的液化段的投资和能量需求。

此外，已经发现本发明的MCL方法有效液化的煤的惰质组含量甚至远高于以前所认为的适于作为直接煤液化方法的原料的煤(例如高出25％)。

因为本发明方法的煤浆液的粘度和密度远高于使用加氢处理的供体溶剂的浆液的情况，因此不关注反应器中稳定的浆液的保持和灰分的沉降。所以，本发明方法利用远低于加氢处理的供体溶剂DCL系统中所需的气含率来运行。最后，消除了沸腾床反应器内构件所占的体积。由于低的气含率和优选使用串联浆液反应器，该反应器体积会明显小于具有相同的输出能力、利用供体溶剂和高的气含率运行的DCL系统所需的体积。此外，使用非供体600-700°F+物流消除了对于用于加氢处理供体溶剂的加氢处理装置的需要，这明显降低了系统的复杂性和资本成本。

已经发现本发明的MCL方法有效液化的煤的惰质组含量甚至远高于以前所认为的适于作为直接煤液化方法的原料的煤。此外，已经发现根据本发明方法运行的MCL设备能够生产易于提质的液体和以约65％到超过70％的高的热效率来运行，甚至当处理高惰质组煤的原料时也是如此。

附图说明

图1是对于各种美国和中国煤的氢与碳之比相对惰质组含量的图。

图2是适用于所描述的本发明实施方案的直接煤液化系统的示意图。

具体实施方式

本发明的DCL方法实现了与其它直接煤液化方法的那些相比，煤向液体燃料的更高转化率和更高的热效率，甚至使用具有高惰质组含量的煤(其以前被认为不适于作为直接煤液化方法的原料)的方法也是如此。如附图的图1所示，具有较高的惰质组含量的煤倾向于具有较低的氢与碳之比(H/C)。如所示的，在极端情况中，镜质组和壳质组的H/C是约0.85。该回归线外推到约100％惰质组显示了该惰质组的H/C是0.5。这种低的H/C反映了煤结构具有高度缩合的芳环结构，其非常难以液化。

现在参考附图的图2所示的DCL系统的实施方案，将煤原料在常规的气体吹扫辊式滚压机201中干燥和压碎到水分含量为1-4％。将该压碎和干燥的煤进料至混合槽203中，其中将它与由液化反应器输出的600-700°F+馏分、优选650°F+馏分组成的流体进行混合，来形成浆液物流。所示实施方案的催化剂前体优选为磷钼酸(PMA)水溶液的形式，它的量相对于干燥的煤原料等价于加入50ppmw-2％的钼。在浆液混合槽203中，典型的运行温度是300-600°F和更优选300-500°F。从该浆液混合槽，将含有催化剂的浆液输送到浆液泵205。适当的混合和温度条件的选择基于量化被处理的具体浆液混合物的流变性能的实验工作。

煤中大部分的剩余水分被从混合槽中驱出，这归因于进料至该混合槽的热的常压分馏器底部物。残留的水分和任何所携带的挥发物作为酸性水被冷凝出来(图2中未示出)。离开混合槽203的浆液中的煤具有约0.1-1.0％的水分。将该浆液(其由煤、来自真空分馏器221的600-700-1000°F物流，和来自常压分馏器219(也称作常压管式蒸馏器或APS)的600-700°F+物流馏分而形成)通过浆液泵送系统205从混合槽203泵出，并且升压到约2000-3000psig(138-206kg/cm²g)。所形成的高压浆液可以在热交换器(未示出)中预热，与由再循环和补足处理气体(含有超过80％的氢)组成的处理气体混合，然后在炉子207中进一步加热。

将该煤浆液和氢混合物在600-700°F(316-371℃)和2000-3000psig(138-206kg/cm²g)下进料至串联的液化反应器209、211和213的第一级的入口中。该反应器209、211和213是简单的上流式管式容器，三个反应器的总长度是40-200英尺。由于高度放热的煤液化反应，温度从一个反应器级到下一个反应器级升高。为了将每个级中的最大温度保持在低于约800-900°F(427-482℃)，优选将一部分的氢基处理气体在反应器级之间注入。每个级中的氢分压优选保持在最小约1000-2000psig(69-138kg/cm²g)。

将来自液化反应器的最后一级的流出物分离成气体物流和液体/固体物流，并且该液体/固体物流在分离和冷却系统215中降压。将该气体物流冷却以冷凝出H₂O、石脑油、馏出物和溶剂的液体蒸气。然后处理剩余气体来除去H₂S和CO₂。

然后，将大部分的处理后的气体送到氢回收系统(未示出)，用于通过常规方法来进一步处理，来回收其中所含的氢，其然后再循环来与煤浆液混合。将剩余部分的处理后的气体排出以防止轻馏分在再循环回路中累积。从中所回收的氢可以用于下游加氢处理提质系统。

将减压的液体/固体物流和在气体冷却过程中冷凝的烃送到常压分馏器219，其中将它们分离成轻馏分、石脑油、馏出物和600-700°F+馏分。将轻馏分处理来回收氢和C₁-C₄烃，它们可以用于燃料气体和其它目的。将石脑油加氢处理成饱和烯烃和其它反应性烃化合物。石脑油的160°F+馏分可以加氢处理和催化重整来生产汽油。馏出物馏分可以加氢处理来生产产物例如柴油和喷气燃料。

将一部分的600-700°F+(316-371℃+)再循环到浆液混合槽中。将由常压分馏器219所生产的剩余600-700°F+馏分进料至真空分馏器221(也称作真空管式蒸馏器)，其中将它分离成1000°F-馏分和1000°F+馏分。将该1000°F-馏分加入再循环到浆液混合槽203的600-700°F+物流中。

在所示的实施方案中，将来自真空分馏器221的1000°F+馏分送到部分氧化系统223中气化，来产生氢用于液化中。将来自气体吹扫辊式滚压机201的一部分的煤也进料到部分氧化系统223，来产生另外的氢。替代地，代替部分氧化系统223，来自真空分馏器221的1000°F+底部物可以在循环流化床锅炉、水泥厂中处理，或者作为原料销售，用于沥青铺面或者电极制造商。G.E.、Shell和其它人提供了用于气化(部分氧化)1000°F+底部物的商业方法，并且循环流化床锅炉制造商例如Foster-Wheeler和Alstom提供了用于燃烧1000°F+底部物的技术。

用于液化和提质的氢也可以通过物流例如天然气、页岩气或煤矿甲烷的蒸汽甲烷重整来生产。这种技术在全球被用于精炼厂中，并且由许多商业供应商例如Haldor-Topsoe销售。

用于DCL方法中的催化剂还包括公开在美国专利No.4077867、4196072和4561964中的那些，其公开内容在此以它们全部引入作为参考。

适用于本发明方法中的其它DCL反应器系统公开在美国专利No.4485008、4637870、5200063、5338441和5389230以及美国专利申请No.13/657087中，其公开内容在此以它们全部引入作为参考。

优选的DCL方法结合了对最大高级燃料产物生产和最大热效率作出贡献的几个因素。它们包括(非常重要地)：将非供体600-700°F+物流(优选包括常压分馏器底部物)再循环来保持到反应器209、211、213的入口处的再循环物流与煤之比(以无水重量计)大于1.6:1优选大于1.7:1，更优选1.8:1-3.5:1，仍然更优选2.0:1-3.5:1，和最优选2.0:1-3.0:1；使用细小的钼形式的微催化剂；和使用比以前的系统低得多的处理气体流量。另外，使用底部物再循环和多个串联的浆液反应器有益于所述方法。

(1)使用微催化剂(其是钼或铁的化合物，更优选是钼，并且加入量是100-1000ppmw，更优选100-500ppmw和最优选100-300ppmw)消除了使用供体溶剂例如现有技术的DCL系统所需的供体溶剂的几个缺点。首先，能量在制备供体溶剂的过程中损失。其次，需要能量来预热溶剂加氢处理装置中的供体溶剂。并且氢必须压缩和围绕加氢处理装置循环。第三，供体溶剂的部分氢化过程中所释放的热在分离用于再循环的氢之前的冷却期间损失。相反，全部的热释放发生在用600-700°F+再循环物流运行期间的液化反应器中，其使得液化前的预热需求最小。这些因素对微催化煤液化方法更高的热效率作出贡献。此外，使用微催化剂和由此消除了对于供体溶剂的需求也消除了对于产生供体溶剂的昂贵的溶剂加氢处理装置的需求，由此明显降低了系统的资金成本。它还允许使用具有明显较高的灰分含量(6-20wt％或更高，以无水基计)的煤，和再循环比供体溶剂系统可能的明显更高部分的底部物。微催化剂和它们的制备方法的例子描述在美国专利No.4226742中，其内容在此以它们全部引入作为参考。

(2)从常压分馏器219再循环的600-700°F+馏分和来自真空分馏器221的作为非供体物流再循环到浆液混合槽203的1000°F-馏分为浆液混合槽203中的煤和溶剂提供了预热。这将混合槽中的温度升高到200-500°F，更优选350-500°F，和最优选约400-500°F。这进一步降低了在液化前预热浆液所需的能量。大部分的微催化剂携带在从常压塔219再循环的600-700°F+馏分中，从而再循环较大部分的这种馏分增加了DCL反应器209、211、213中的催化剂浓度，由此降低了加入新的催化剂前体的需要和提高了该DCL方法的转化效率。

(3)在DCL方法中使用非供体600°F-700°F+物流、更优选630-670°F+和最优选650°F+的过程得到的再循环溶剂相对于供体溶剂降低了裂解，并且产生了具有更大馏分的柴油和更少的轻质气体和石脑油的650°F-产物。该650°F-产物可以在固定床提质反应器中选择性提质到最终产物。

(4)600-900NL/kg浆液的低得多的处理气体流量对热效率、设备投资和运行成本具有明显影响。本发明的DCL方法所需的再循环处理气体流量比NEDOL程序中优选的气体流量低了高达3倍(没有考虑到溶剂加氢处理装置的气体处理流量，这使得差异甚至更大)。这对压缩机功率需求和浆液预热炉207和溶剂加氢处理装置预热的燃料需求具有重要的影响。

(5)使用2-4、更优选3个串联的浆液反应器接近于活塞流反应器，和因此具有低至一个或两个沸腾床反应器(例如一些现有技术的DCL系统中所用的)所需体积的三分之二。因为全部的热在三个液化反应器中释放，因此也可以保持温度分布来使得对液体的选择性最大。初始反应器在某些程度的低温下的运行已经在早先的专利中报道为一种提高转化率和液体产率的方式。

一种用于将DCL反应器209、211、213中的液体产物提质的示例性方法公开在美国专利号5198099中，其公开内容在此以其全部引入作为参考。适于将液体产物提质的其它方法和系统商购自供应商例如UOP，Axens，Criterion和其它。

提质后的柴油产物的十六烷值是约42-47，这取决于该产物的馏分点和芳烃含量。该产物的比重也将在0.83-0.90变化。Euro 4柴油要求更高的十六烷值，因此生产70-75十六烷值柴油调和料油的费-托设施可以加入根据本发明运行的设备中。通过将本发明方法的相关部分的产物提质所生产的汽油将满足全部现行汽油规格，或者如果期望，可以提质到106的研究法辛烷。这将允许将低辛烷石脑油调和入汽油池中，同时保持对于调和燃料的足够的辛烷。

还可以运行该提质方法来使喷气燃料或者汽油的产量最大。所生产的喷气燃料将满足全部的军用JP-8规格。

实施例

本发明方法在与Wasaka所述的实验中所用的相同的0.1t/d中试装置中进行。将该中试装置调整为浆液混合槽、泵、浆液反应器、微催化剂(钼)添加和600-700°F+再循环。与Wasaka的中试装置运行相比，浆液进料流量增加到10-12kg/h，气体流量下降2-4倍。在该中试装置运行期间，反应器没有经历固体累积或者反应器沉积。用于这个实施例的煤在图1的图线中表示为正方形符号，和因此与H/C相对惰质组含量的整体趋势一致。

非供体650°F+(343℃)再循环物流与煤之比为1.5/1时的油产率是44.6wt％(以MAF基计)。当在0.73Nm³/kg浆液的低H₂进料流量下650°F+物流比增加到3/1时，C5+/371℃(C5/650°F)产率增加到66.4wt％。这明显高于在返混反应器中用铁催化剂、供体溶剂和高再循环气体流量所观察到的。该油产率也明显高于其它文献(US7763167B2)中所报道的。

来自到煤实验的高的650°F+再循环物的净产物基本上没有650°F+。低沸点产物在常规固定床提质装置中被提质到最终喷气燃料和柴油，这样避免了在溶剂加氢处理装置和常规提质装置二者中在沸腾床反应器中提质的需求。这不仅取消了溶剂加氢处理装置，而且取消了将处理气体再循环到该装置的需要。

上述两个实验中所用的煤是来自鄂尔多斯盆地的高惰质组含量煤，H/C是0.72。

元素分析	Wt％，DAF	岩石相分析
				碳	81.58
氢	4.92	镜质组，wt％	66.2
				氮	1.04	半镜质组，wt％	-
硫	0.64	微质组(Micronite)，wt％	0.4
				氧(相差)	11.81	惰质组，wt％	29.9
总计	100
				灰分，wt％干煤	5.34

下表给出了来自于Wasaka公开文献和图3和4的对于高惰质组煤的运行条件和油产率。前两列给出了来自于图4的数据。第三列给出了对于0.72H/C数据组的最高数据点，该数据组代表了惰质组含量是31.5vol％的Shangwan煤。

甚至在24.8Nm³/h的H₂气体流量下时，对于惰质组含量为46.1vol％的煤的Wasaka论文的图8中所提出的数据，油产率仅是约60wt％(以MAF基计)。还包括图3中绘制的对于0.72H/C Shangwan煤的最高数据点。这种情况的产率是约62wt％。对于这个点没有报告S/C/B和再循环气体流量。

还应当注意的是在Wasaka报告中的液化产率仅作为油产率给出。没有提供关于油产物是否通过蒸馏和/或萃取得到以及油产物的沸程的信息。

相反，报告了上面的实施例所述的29.9％惰质组含量的煤的运行条件和油产率。

煤惰性含量，vol％	29.9	29.9
			343℃+/煤	1.5/1	3.0/1
溶剂	650°F+	650°F+
			催化剂	Mo	Mo
补充催化剂，针对煤	300ppmw	300ppmw
			反应器	浆液	浆液
反应器温度，°F	425/450/450	420/450/450
			压力，Mpa	17.5	17.5
浆液，kg/h	12	10
			到液化的H₂(Nm³/h)	6.0	7.3
C5/343℃液体，wt％MAF	43.9	66.4

在343℃+(650°F+)馏分与煤之比为1.5下，对于上述数据的油产率与NEDOL数据的第一列相当。应当注意的是供体溶剂和铁催化剂已经用300ppmw的微催化剂替换。另外，到液化的气体流量已经降低了几乎2.5倍。这不包括在NEDOL情况中溶剂加氢处理装置所需要的另外的H₂。

令人惊讶的结果在上面结果的第2列中给出(根据本发明方法运行)，其与NEDOL数据的第2列和第3列相比。将650°F+溶剂馏分与煤之比从1.5/1增加到3.0/1导致了C5/343℃(C5/650°F)产率从43.9wt％增加到66.4wt％。这高于Wasaka论文所报道的结果和更早所报告的结果，来自液化的66.4wt％油产率是对于沸点在C5到650°F之间的产物，而没有规定Wasaka中的产率的组成。更重要的，到液化的H₂流量仅仅是Wasaka在他们的图8中所给出的数据中所需的H₂流量的约29％。这不包括溶剂加氢处理装置生产供体溶剂所需的H₂流量。

因此，对于高惰质组煤来说，将溶剂和热的底部物从分馏直接再循环回到浆液混合槽产生了最高纪录的油产率，同时避免了Wasaka运行中所需的H₂流量三倍以上的压缩、加热和冷却的需要。

研发了下面的情况来证明高的S/C比对商业规模的MCL DCL设备的液化段中装备的影响。研发了对于71KB/D设备具有650°F+馏分与煤之比为1.5/1和2.5/1的特定情况。液化所需的煤和氢基于所报告的中试装置数据来评估。

令人感兴趣的是，要注意来自浆液混合槽的原料总量对于所述的两种情况都是恒定的，这归因于对于较高的650°F+/煤情况来说到液化的原料煤的量下降。

液化段热和物料平衡

因为产物和选择性是类似的，因此氢消耗和相关的放热是基本相同的。

液化反应器中的升温在两种情况中是等价的，因为质量流量和放热在液化反应器中是大致恒定的。因为650°F+物流的较高沸点，它在液化反应器流出物中保持液体。

在产物分离后，来自产物分离器的液体物流流到常压分馏器。650°F-产物在顶部蒸馏，并且部分的650°F+产物再循环到浆液混合槽。

从APS再循环到浆液混合槽，KT/D
			650°F+	22.4	29.2

部分的650°F+物流送到真空分馏器，其中回收650/1000°F溶剂馏分，和再循环到溶剂混合槽，并且1000°F+馏分离开液化段。如前所述，这个物流可以用于部分氧化(POX)中、循环流化床锅炉中、水泥生产中等。

从真空分馏器再循环的馏分显示在下表中。

从VPS再循环到浆液混合槽，KT/D
			650/1000°F溶剂	9.9	9.2

对于这个实施例，对于高的650°F+/煤的情况，浆液混合物温度升高，和因此降低浆液预热炉所需的负荷。

因此对于装备的整体影响显示在下表中。

相对的浆液预热炉负荷	1.0	0.86
			液化中相对的放热	1.0	1.0
相对的APS直径	1.0	1.0
			相对的VPS直径	1.0	0.93

因此，高的650°F+/煤情况所需的装备成本实际上小于低的650°+/煤的情况。因此对于高的650°F+/煤选项来说，投资应当更低。

如下表所示，用于所述两种情况的MCL液化方法的计算的热效率明显高于现有技术的煤液化方法所能够实现的热效率。

热效率

79％

83％

在有或没有天然气输入的情况下，对于根据本发明方法运行的设备，计算了平衡的MCL装置(包括氢产生、煤液化、提质和1000°F+底部物处置)的整体热效率。将煤转化率降低到83％来将到POX的灰分含量保持在25wt％。

如所示的，仅由煤来生产最终汽油、喷气燃料或者柴油的平衡的微催化直接煤液化设备(没有功率或气体的输入或者输出)的热效率是66.7％。如果可利用天然气(或等价物)，则热效率增加到73.6％。这是较高的溶剂再循环、再循环处理气体流量明显降低、取消溶剂加氢处理装置、降低浆液预热炉的尺寸和在液化反应器而不在溶剂加氢处理装置中反应放热的直接结果。对于利用高惰质组含量煤(例如存在于鄂尔多斯盆地)运行的DCL设备来说，这种热效率高于任何已知的热效率。

参考文献

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10.R.Bauman等人，Direct Coal Liquefaction Process，美国临时申请61/553,981

权利要求书(按照条约第19条的修改)

1.一种由原料煤生产液体的方法，其包括步骤:

a)将具有大于12％惰质组含量的原料煤与非供体物流混合来形成原料煤浆液，所述非供体物流包含来自直接煤液化DCL浆液反应器的产物的再循环的600°F+馏分，非供体物流与原料煤之比大于1.6:1，以无水基计；

b)将原料煤浆液供到所述DCL浆液反应器；

c)将含钼或铁的微催化剂加入所述DCL反应器的进料中；和

d)将含H₂的处理气体供到DCL反应器。

2.权利要求1的方法，其中所述煤的惰质组含量大于25％。

3.权利要求1或2的方法，其中所述微催化剂基本上由钼组成。

4.权利要求3的方法，其中在所述DCL反应器稳态运行期间所加入的微催化剂的浓度相对于所述原料煤等价于100-300ppmw，以无水无灰(MAF)基计。

5.权利要求1或2的方法，其中所述非供体物流与原料煤之比是1.8:1-3.5:1。

6.权利要求5的方法，其中所述非供体物流与原料煤之比是2.0:1-3.0:1。

7.权利要求1或2的方法，其中所述非供体物流包含所述DCL产物的1000°F+馏分的一部分。

8.权利要求1或2的方法，其中所述浆液液化反应器以基本上活塞流运行。

9.权利要求1或2的方法，其中所述原料煤和所述非供体物流在浆液混合槽中混合和在所述浆液混合槽中所述浆液的温度是300-600°F。

10.权利要求9的方法，其中在所述浆液混合槽中所述浆液的温度是300-500°F。

11.权利要求3的方法，其中所述微催化剂以磷钼酸的催化剂前体溶液形式加入，其加入量相对于所述原料煤等价于加入50ppmw-2％的钼，以MAF基计。

12.权利要求3的方法，其中所述钼微催化剂以相对于所述煤原料100-1000ppmw的比例加入，以MAF基计。

13.权利要求3的方法，其中所述钼微催化剂在稳态运行期间以相对于所述煤原料100-500ppmw的比例加入，以MAF基计。

14.权利要求1或2的方法，其中用于液化和提质的氢在蒸汽甲烷重整器或自动热重整器中生产，和将来自DCL反应器的1000°F+馏分用于发电、产生蒸汽或者销售。

15.权利要求1或2的方法，其中处理气体与供到所述DCL反应器的浆液之比小于900NL/kg浆液。

Claims

1.一种由原料煤生产液体的方法，其包括步骤:

a)将原料煤浆液供到直接煤液化(DCL)浆液反应器；

b)将所述原料煤与非供体物流混合来形成所述的浆液，所述非供体物流包含DCL反应器产物的再循环的600°F+馏分，非供体物流与原料煤之比大于1.6:1，以无水基计；

c)将含钼或铁的微催化剂加入所述DCL反应器的进料中；和

d)将含H₂的处理气体供到所述DCL反应器，所述处理气体与供到所述DCL反应器的浆液之比小于900NL/kg浆液。

2.权利要求1的方法，其中所述微催化剂基本上由钼组成。

3.权利要求2的方法，其中在所述DCL反应器稳态运行期间所加入的微催化剂的浓度相对于所述原料煤等价于100-300ppmw，以无水无灰(MAF)基计。

4.权利要求1的方法，其中所述非供体物流与原料煤之比是至少1.7:1。

5.权利要求1的方法，其中所述非供体物流与原料煤之比是1.8:1-3.5:1。

6.权利要求1的方法，其中所述非供体物流与原料煤之比是2.0:1-3.0:1。

7.权利要求1的方法，其中所述非供体物流包含所述DCL产物的1000°F+馏分的一部分。

8.权利要求1的方法，其中所述DCL反应器包括多个串联的浆液液化反应器。

9.权利要求1的方法，其中所述浆液液化反应器以基本上活塞流运行。

10.权利要求1的方法，其中所述非供体物流的温度是200-500°F。

11.权利要求1的方法，其中所述非供体物流的温度是300-400°F。

12.权利要求2的方法，其中所述微催化剂以磷钼酸的催化剂前体溶液形式加入，其加入量相对于所述原料煤等价于加入50ppmw-2％的钼，以MAF基计。

13.权利要求2的方法，其中所述钼微催化剂以相对于所述煤原料100-1000ppmw的比例加入，以MAF基计。

14.权利要求2的方法，其中所述钼微催化剂在稳态运行期间以相对于所述煤原料100-500ppmw的比例加入，以MAF基计。

15.权利要求1的方法，其中所述煤的灰分含量是6-20wt％，以无水基计。

16.权利要求1的方法，其中所述煤的惰质组含量大于10％。

17.权利要求1的方法，其中所述煤的惰质组含量大于25％。

18.权利要求1的方法，其中用于液化和提质的氢在蒸汽甲烷重整器或自动热重整器中生产，和将来自DCL反应器的1000°F+馏分用于发电、产生蒸汽或者销售。