CN108048121B - 煤直接液化方法及煤直接液化装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种煤直接液化方法及煤直接液化装置。该煤直接液化方法包括以下步骤：S1，使包括煤浆与氢气的第一原料进行第一次液化反应，得到第一液化产物，并对第一液化产物进行油气分离，得到第一液相产物；S2，使包括第一液相产物、氢气与溶剂的第二原料进行第二次液化反应，得到第二液化产物，并对第二液化产物进行油气分离，得到第二液相产物；S3，对部分第二液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，得到煤液化产品；以及S4，重复执行上述步骤S1至S3，且在重复执行的过程中第一原料和/或第二原料还包括剩余部分第二液相产物。采用上述煤直接液化方法能够提高煤的液化转化率和液体产品收率，资源利用率有显著提升。

Description

煤直接液化方法及煤直接液化装置

技术领域

本发明涉及煤化工领域，具体而言，涉及一种煤直接液化方法及煤直接液化装置。

背景技术

煤直接液化技术是指煤在高温、高压、临氢、溶剂和催化剂的作用下，通过加氢直接转化生成液体产品和少量气体产品的工艺过程。煤直接液化工艺过程通常包括四个主要部分：油煤浆制备、煤加氢液化反应、固液分离和产品提质加工利用。煤经破碎干燥磨成煤粉，与溶剂、催化剂一起配制成适合输送和传热的油煤浆，油煤浆经升压和预热后输送至煤加氢液化反应器，在高温高压的条件下煤发生热解和加氢反应生成液态的产品，将反应生成的液化油与沥青类物质、未反应煤、催化剂和灰分进行分离，回收溶剂，得到煤液化粗油，再将煤液化粗油进行提质加工生产目标产品，依据产品的方案不同可生产汽油、柴油、航空煤油、特种油品及化工原料等。

当前影响煤直接液化实现产业化的主要影响包括建设投资成本高、煤的液化转化率和油收率低，其中油收率低是最为关键因素，其直接影响着煤直接液化装置的经济效益和市场竞争力。由于煤直接液化工艺条件相对较为苛刻，煤液化反应温度较高，煤直接液化反应过程主要包括热解和加氢，不可避免造成目标产物的二次裂解，导致目标产品油收率降低，副产品气体产率高，同时也增加了氢耗，成本上升；另外，在煤液化反应过程中，煤种的活性组组分首先发生转化，难以转化的组分则需要更为苛刻条件，而煤直接液化反应过程是一个平行串联反应体系，这也导致在第二反应器或反应的后半程，循环溶剂的供氢能力下降，氢分压降低，反应苛刻度反而降低，这不利于提高煤的液化转化率和油收率。当前在绝大部分煤直接液化反工艺中煤直接液化反应过程是一个平行串联反应体系，因而均有以上类似的问题。

因此，目前亟需开发煤直接液化新工艺，在设备投资增幅不大的情况下，达到有效降低气产率和氢耗，提高煤的液化转化率，实现增加油收率的目的，有利于提高资源利用率，增强煤直接液化经济效益和市场竞争力。

发明内容

本发明的主要目的在于提供一种煤直接液化方法及煤直接液化装置，以解决现有技术中的煤直接液化方法液化转化率较低和气产率较高，从而导致油收率较差的问题。

为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种煤直接液化方法，包括以下步骤：S1，使包括煤浆与氢气的第一原料进行第一次液化反应，得到第一液化产物，并对第一液化产物进行油气分离，得到第一液相产物；S2，使包括第一液相产物、氢气与溶剂的第二原料进行第二次液化反应，得到第二液化产物，并对第二液化产物进行油气分离，得到第二液相产物；S3，对部分第二液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，得到煤液化产品；以及S4，重复执行上述步骤S1至S3，且在重复执行的过程中第一原料和/或第二原料还包括剩余部分第二液相产物。

进一步地，剩余部分第二液相产物与第一原料的进料量比0.1～1，剩余部分第二液相产物与第二原料的进料量比0.1～1。

进一步地，第一次液化反应和/或第二次液化反应的压力各自独立地为15～20MPa，反应温度各自独立地为440～460℃，氢气的体积与煤浆的重量之比各自独立地为800～1200L/Kg。

进一步地，煤浆包括煤粉和煤液化催化剂，优选煤液化催化剂包括纳米级水合氧化铁、天然矿石、纯态铁的化合物和纳米级硫化亚铁中的任一种或多种，更优选煤液化催化剂为纳米级水合氧化铁；优选煤液化催化剂的用量占煤浆的0.5～1.5wt％。

进一步地，在步骤S1中，对第一液化产物进行油气分离的温度为410～440℃，时间小于5min，优选时间小于3min。

进一步地，在步骤S2中，对第二液化产物进行油气分离的温度为380～430℃。

进一步地，在步骤S3中，催化加氢处理的压力为15～19MPa，反应温度为350～390℃，体积空速为0.8～2.0h^-1，氢油比为300～800。

进一步地，在步骤S3中，采用加氢催化剂对蒸馏后的第二液相产物进行催化加氢处理，加氢催化剂为负载型催化剂，优选载体为氧化铝，负载型催化剂的活性金属组分为VIB族或VIII族中的任一种或多种，更优选VIB族的金属组分为Mo和W，VIII族的金属组分为Ni和Co。

进一步地，在对部分第二液相产物进行催化加氢处理的步骤中还得到循环溶剂，在重复执行的过程中，第一原料包括部分循环溶剂，第二原料中的溶剂为另一部分循环溶剂，优选循环溶剂为温度大于220℃的馏分油，密度为0.92～0.99g/cm³。

进一步地，在对第一液化产物进行油气分离的步骤中得到第一气相产物，且在对第二液化产物进行油气分离的步骤中得到第二气相产物，此时步骤S3还包括以下过程：对第一气相产物和第二气相产物的混合物进行油气分离，得到第三液相产物；对第三液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，优选对第三液相产物和第二液相产物的混合物进行蒸馏和催化加氢处理。

根据本发明的另一方面，提供了一种煤直接液化装置，煤直接液化装置包括：第一液化反应器，具有第一循环物料入口和第一产物出口；中间分离器，具有第一产物进口和第一液相出口，第一产物进口与第一产物出口连通；第二液化反应器，具有第二原料入口、第二循环物料入口和第二产物出口，第二原料入口与第一液相出口连通；第一热高压分离器，具有第二产物入口和第二液相出口，第二产物入口与第二产物出口连通，第二液相出口与第一循环物料入口和第二循环物料入口连通；减压蒸馏塔，具有蒸馏塔入口、蒸馏塔油相出口和蒸馏塔固相出口，蒸馏塔入口与第二液相出口连通；以及溶剂催化加氢单元，与蒸馏塔油相出口连通。

进一步地，上述中间分离器还具有第一气相出口，第一热高压分离器还具有第二气相出口，煤直接液化装置还包括第一冷高压分离器，且第一冷高压分离器分别与第一气相出口、第二气相出口和减压蒸馏塔入口连通。

进一步地，上述第一液化反应器和第二液化反应器独立地选自强制循环悬浮床反应器、鼓泡床反应器、浆态床反应器和带有导流筒的环流反应器，优选为强制循环悬浮床反应器。

进一步地，上述溶剂催化加氢单元包括顺序连通的缓冲罐和催化加氢反应器，且缓冲罐与减压蒸馏塔连通，优选催化加氢反应器为固定床反应器或沸腾床反应器，更优选为沸腾床反应器。

应用本发明的技术方案，提供了一种煤直接液化方法，将煤直接液化反应过程划分两个相对独立的反应体系，由于在第一次液化反应与第二次液化反应之间增加对第一次液化产物进行油气分离的步骤，从而不仅有效地降低了轻质油停留时间，避免了二次裂化问题，降低气体产率和氢耗，还有利于减少第二次液化反应中气体的滞留，进而提高了较难转化物质在反应中的停留时间，增加了反应过程中的氢分压；并且，由于在重复上述液化反应的步骤中，使第一原料和/或第二原料还包括第二液化产物经油气分离后得到的第二液相产物，从而实现了高分物料在煤直接液化工艺中的循环，提高了液化反应中的催化剂含量以及较难以转化煤和沥青类物质的反应停留时间，进而提高了煤的液化转化率，最终提高了经催化加氢处理得到的煤液化产品的油收率，资源利用率有显著提升，增强了煤直接液化技术的竞争力。

除了上面所描述的目的、特征和优点之外，本发明还有其它的目的、特征和优点。下面将参照图，对本发明作进一步详细的说明。

附图说明

构成本发明的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

图1示出了本发明实施方式所提供的一种煤直接液化装置的结构示意图。

其中，上述附图包括以下附图标记：

110、油煤浆配制罐；120、加热炉；130、第一液化反应器；140、中间分离器；150、第二液化反应器；160、第一热高压分离器；170、第一冷高压分离器；180、减压蒸馏塔；210、缓冲罐；220、催化加氢反应器；230、第二热高压分离器；240、第二冷高压分离器；250、分馏塔；101、高压煤浆泵；102、煤液化第二反应器进料泵；103、加氢原料泵。

具体实施方式

需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。

为了使本技术领域的人员更好地理解本发明方案，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，所描述的实施例仅仅是本发明一部分的实施例，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做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都应当属于本发明保护的范围。

需要说明的是，本发明的说明书和权利要求书及上述附图中的术语“第一”、“第二”等是用于区别类似的对象，而不必用于描述特定的顺序或先后次序。应该理解这样使用的数据在适当情况下可以互换，以便这里描述的本发明的实施例。此外，术语“包括”和“具有”以及他们的任何变形，意图在于覆盖不排他的包含，例如，包含了一系列步骤或单元的过程、方法、系统、产品或设备不必限于清楚地列出的那些步骤或单元，而是可包括没有清楚地列出的或对于这些过程、方法、产品或设备固有的其它步骤或单元。

正如背景技术所描述的，现有的绝大部分煤直接液化工艺方法，均存在二次裂化、气产率和氢耗高及煤液化第二反应器苛刻度降低的情况，从而导致煤的液化转化率低，油收率低。为了解决上述问题，本发明提供了一种煤直接液化方法，包括以下步骤：S1，使包括煤浆与氢气的第一原料进行第一次液化反应，得到第一液化产物，并对第一液化产物进行油气分离，得到第一液相产物；S2，使包括第一液相产物、氢气与溶剂的第二原料进行第二次液化反应，得到第二液化产物，并对第二液化产物进行油气分离，得到第二液相产物；S3，对部分第二液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，得到煤液化产品；以及S4，重复执行上述步骤S1至S3，且在重复执行的过程中第一原料和/或第二原料还包括剩余部分第二液相产物。

在本发明所提供的上述煤直接液化方法中，由于在第一次液化反应与第二次液化反应之间增加对第一液化产物进行油气分离的步骤，将煤液化反应由一个体系划分为两个相对独立反应体系，从而不仅有效地降低了轻质油停留时间，避免了二次裂化问题，降低气体产率和氢耗，还有利于减少第二次液化反应中气体的滞留，进而提高了较难转化物质在反应中的停留时间，增加了反应过程中的氢分压；并且，由于在重复上述液化反应的步骤中，使第一原料和/或第二原料还包括第二液化产物经油气分离后得到的第二液相产物，从而实现了高分物料在煤直接液化工艺中的循环，提高了液化反应中的催化剂含量以及较难以转化煤和沥青类物质的反应停留时间，进而提高了煤的液化转化率，最终提高了经催化加氢处理得到的煤液化产品的油收率，提高了资源利用效率，增强了煤直接液化技术的竞争力。

本发明所提供的煤直接液化方法中，对第二液化产物进行油气分离后得到第二气相产物(气相部分)和第二液相产物(液固相部分)，在重复执行上述步骤S1至S3的过程中第一原料和/或第二原料还包括部分第二液相产物，另一部分经蒸馏后得到煤液化油和残渣。优选地，控制第二液化产物进行油气分离的温度为380～430℃；并且，剩余部分第二液相产物与第一原料的进料量比0.1～1，剩余部分第二液相产物与第二原料的进料量比0.1～1。通过控制上述进料量比能够更为有效地提高液化反应中的催化剂含量以及较难以转化煤和沥青类物质的停留时间，从而提高煤的液化转化率和油收率。

本发明所提供的煤直接液化方法中，液化反应过程中可以采用本领域技术人员在煤直接液化过程中常用的催化剂。在一种优选的实施方式中，液化反应过程中采用的催化剂为水合成纳米级水合氧化铁。以水合氧化铁作为液化反应的催化剂，生产成本低，液化活性高，能够降低催化剂添加量，提高液化反应的反应速率，促进煤的转化，提高油收率，提高该工艺的经济性，降低煤液化残渣量。此外，本领域技术人员可以选择该催化剂的具体用量。优选地，上述催化剂的用量为干煤重量的0.5～1.5wt％。

本发明所提供的煤直接液化方法中，液化反应过程可以采用煤液化过程中常用的工艺条件。在一种优选的实施方式中，第一次液化反应和/或第二次液化反应的压力可以各自独立地为15～20MPa，反应温度为440～460℃，第二次液化反应温度应与第一次液化反应温度相同或略高，氢气与油煤浆的比为800～1200L/kg。将液化反应的各工艺条件控制在上述范围，可降低建设投资成本，且能够使煤液化反应较充分，保证液化反应过程中煤有较高的转化率和液态燃料的产率。

本发明所提供的煤直接液化方法中，在第一次液化反应与第二次液化反应之间增加对第一液化产物进行油气分离，将煤液化反应由一个体系划分为两个相对独立反应体系，对第一液化产物进行油气分离的温度需要尽量接近第一次液化反应的温度。在一种优选的实施方式中，对第一液化产物进行油气分离的温度为410～440℃，液相停留时间小于5分钟，优选为小于3分钟，同时可采用注扰动氢或冷却油(循环溶剂)等措施，可有效控制物料在油气分离过程中发生结焦的情况。

本发明所提供的煤直接液化方法中，循环溶剂催化加氢过程可以采用炼油行业催化加氢过程的工艺条件。在一种优选的实施方式中，在上述步骤S3中，催化加氢处理的压力为15～19MPa，反应温度为350～390℃，体积空速为0.8～2.0h^-1，氢油比为300～800。将循环溶剂催化加氢过程中各工艺条件控制在上述范围内，有利于催化加氢反应更充分地进行，脱除煤液化油中的杂原子，实现煤液化油中芳烃得到部分饱和，增加溶剂中活性氢数量，提高循环溶剂的供氢能力，生产出合格的煤液化循环溶剂，有利于煤直接液化反应，促进煤的液化转化，可以较充分转化为小分子的油。

本发明所提供的煤直接液化方法中，采用加氢催化剂对包括蒸馏后的部分第二液相产物的煤液化油进行催化加氢处理，上述加氢催化剂可以为负载型催化剂。为了提高加氢催化剂对煤液化油的催化性能，制备高液化活性循环溶剂，优选地，载体为氧化铝，负载型催化剂的活性金属组分为VIB族或VIII族中的任一种或多种，更为优选地，VIB族的金属组分为Mo和W，VIII族的金属组分为Ni和Co。

本发明所提供的煤直接液化方法中，在对包括部分第二液相产物蒸馏所得煤液化油进行催化加氢处理的步骤中还得到循环溶剂，在重复执行的过程中，第一原料包括部分循环溶剂，第二原料中的溶剂为另一部分循环溶剂，即配置油煤浆时直接采用溶剂催化加氢液相产物中分馏出来的、除液体燃料以外的液体作为循环溶剂即可。通过在第二次液化反应中注入氢气和循环供氢溶剂，提高了反应过程中的氢分压和活性数量，对促进难以转化的煤和沥青质物质的转化有利。

在一种优选的实施方式中，煤液化循环溶剂为上述催化加氢液相产物>220℃的馏分油，其密度为0.92～0.99g/cm³。该馏分油中部分饱和芳烃含量较高，供氢能力强，以其作为循环溶剂，能够进一步提高液化反应的效果，进而提高液体燃料的产率。更优选地，上述馏分油的密度为0.95～0.97g/cm³，总芳烃含量>70wt％，单环和双环芳烃含量>55wt％。以其作为循环溶剂，供氢能力更强，液态燃料的产率更高。

本发明所提供的煤直接液化方法中，在对第一液化产物进行油气分离的步骤中得到第一气相产物，且在对第二液化产物进行油气分离的步骤中得到第二气相产物，此时步骤S3还可以包括以下过程：对第一气相产物和第二气相产物的混合物进行油气分离，得到第三液相产物；对第三液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，优选对第三液相产物和第二液相产物的混合物进行蒸馏和催化加氢处理。将第三液相产物和第二液相产物混合并蒸馏得到煤液化油，对其进行催化加氢处理，脱除煤液化油中的杂原子，实现煤液化油中芳烃得到部分饱和，增加溶剂中活性氢数量，使循环溶剂的具有供氢能力，有利于煤直接液化反应，促进煤的液化转化，可以较充分转化小分子的油。

根据本申请的另一个方面，提供了一种煤直接液化装置，如图1所示，煤直接液化装置包括：第一液化反应器130，具有第一原料入口、第一循环物料入口和第一产物出口；中间分离器140，具有第一产物进口和第一液相出口，第一产物进口与第一产物出口连通；第二液化反应器150，具有第二原料入口、第二循环物料入口和第二产物出口，第二原料入口与第一液相出口连通；第一热高压分离器160，具有第二产物入口和第二液相出口，第二产物入口与第二产物出口连通，第二液相出口与第一循环物料入口和第二循环物料入口连通；减压蒸馏塔180，具有蒸馏塔入口、蒸馏塔油相出口和蒸馏塔固相出口，蒸馏塔入口与所述第二液相出口连通；以及溶剂催化加氢单元，与蒸馏塔油相出口连通。

在本发明所提供的上述煤直接液化装置中，由于在第一液化反应器与第二液化反应器之间增设一个中间分离器，从而利用该中间分离器不仅有效地降低了轻质油停留时间，避免了二次裂化问题，降低气体产率和氢耗，还有利于减少第二次液化反应中气体的滞留，进而提高了较难转化物质在反应中的停留时间，增加了反应过程中的氢分压；并且，由于第一热高压分离器的第二液相出口与第一液化反应器的第一循环物料入口以及第二液化反应器的第二循环物料入口连通，从而实现了高分物料在煤直接液化工艺中的循环，提高了液化反应中的催化剂含量以及较难以转化煤和沥青类物质的反应停留时间，进而提高了煤的液化转化率，最终提高了经催化加氢处理得到的煤液化产品的油收率，提高了资源利用效率，增强了煤直接液化技术的竞争力。。

在本发明所提供的上述煤直接液化装置中，使包括煤浆与氢气的第一原料进入第一液化反应器130中进行第一次液化反应，得到第一液化产物，并利用中间分离器140对第一液化产物进行油气分离，得到第一气相产物和第一液相产物，中间分离器140的操作温度需要接近第一液化反应器130温度。在一种优选的实施方式中，中间分离器140的操作温度为410～440℃，液相停留时间小于5分钟，优选为小于3分钟，同时可采用注扰动氢或冷却油循环溶剂等措施，可有效控制物料在中间分离器中发生结焦的情况。

在本发明所提供的上述煤直接液化装置中，包括第一液相产物与氢气的第二原料在第二液化反应器150中进行第二次液化反应，得到第二液化产物，第一热高压分离器160对上述第二液化产物进行油气分离，得到第二气相产物气相部分和第二液相产物液固相部分，第二液相产物一部分循环至第一液化反应器130或/和第二液化反应器150中，另一部分经减压蒸馏塔180蒸馏后得到煤液化油和残渣；在一种优选的实施方式中，第一热高压分离器160的温度控制为380～430℃，液固相物料循环量与煤液化原料进料量之比0.1～1。

本发明所提供的煤直接液化装置中，中间分离器140还具有第一气相出口，第一热高压分离器160还具有第二气相出口，煤直接液化装置还包括第一冷高压分离器170，且第一冷高压分离器170分别与第一气相出口、第二气相出口和减压蒸馏塔入口连通。采用上述第一冷高压分离器170能够将第一液化产物和第二液化产物中的轻质组分和第一热高压分离器160部分液相产物混合后进行蒸馏得到煤液化油和液化残渣，对煤液化油进行催化加氢处理，提供具有较强供氢能力的循环溶剂，从而提高了煤的液化转化率和油收率。

本发明所提供的煤直接液化装置中，催化加氢单元可以包括顺序连通缓冲罐210和催化加氢反应器220，且缓冲罐210与减压蒸馏塔180的蒸馏塔油相出口连通。通过上述催化加氢单元能够实现对包括第二液相产物的煤液化油的催化加氢处理，从而得到煤液化产品和具有较强供氢性能的煤液化溶剂；优选地，上述催化加氢反应器220为固定床反应器或沸腾床反应器；更优选为沸腾床反应器，其对原料适应性强，催化剂可在线更换，保证催化剂床层活性稳定，从而保证了循环溶剂性质稳定。

本发明所提供的煤直接液化装置中，催化加氢反应器220的出口处能够得到循环溶剂，即采用本发明的煤直接液化装置，在油煤浆过程中能够直接采用溶剂催化加氢液相产物中分馏出来的、除液体燃料以外的液体作为循环溶剂。通过在第二液化反应器150中注入氢气和循环供氢溶剂，提高了反应过程中的氢分压和活性数量，对促进难以转化的煤和沥青质物质的转化有利，保证第二反应器中的反应过程有较高氢分压和活性数量，从而提高了煤的液化转化率和油收率。

本发明所提供的制备方法中，液化反应采用本领域技术人员常用的反应器即可。在一种优选的实施方式中，第一液化反应器130和第二液化反应器150独立地选自强制循环悬浮床反应器、鼓泡床反应器、浆态床反应器或带有导流筒的环流反应器，更优选为强制循环悬浮床反应器，可保证煤液化反应器中的液体流速，减小固体物沉积，实现装置长周期稳定运转。

根据本发明上述的教导，本领域技术人员能够选择具体的操作系统，用以将煤直接液化制备液体燃料。具体的操作流程可以如下：

将煤破碎后变成煤粉，并经干燥后与循环溶剂、煤液化催化剂在油煤浆配制罐110中混合配制成泵输送的煤浆。将煤浆经过高压煤浆泵101升压后与氢气混合，进入加热炉120，加热升温。加热炉120出口温度控制在350℃以上。

受热后的煤浆与氢气进入第一液化反应器130，第一液化反应器130出口的第一液化产物进入中间分离器140，温度控制在410～440℃，停留时间小于3分钟，中间分离器140出口的第一液相产物(液相物料)经煤液化第二反应器进料泵102输送，并与氢气和循环溶剂混后进入第二液化反应器150。在两个液化反应器中，控制反应温度为420～470℃、压力为15～20MPa、氢气与煤浆比为800～1200L/Kg，在催化剂的作用下，煤粉发生液化反应生成气相产物和液相产物混合物。第二液化反应器150出口的第二液化产物进入第一热高压分离器160进行油气分离，分离温度控制在400～420℃；第一热高压分离器160顶部产出的第二气相产物与中间分离器140分离出的第一气相产物混合后经冷却后进入第一冷高压分离器170；第一冷高压分离器170控制在45℃以下，顶部气相部分排出作为循环氢返回加热炉120入口，部分进行排放，第一热高压分离器160底部分离出的第二液相产物部分循环回第一液化反应器130和/或第二液化反应器150；第一冷高压分离器170底部产生的液相产物与第一热高压分离器160底部的另一部分液相产物混合后进入减压蒸馏塔180。在减压蒸馏塔180中进行固液分离，为了保证煤液化溶剂充分回收，同时残渣具有良好的输送性能，控制减压蒸馏塔底残渣中的固相含量为50～55％。

减压蒸馏塔180产出的煤液化油进入缓冲罐210，经过加氢原料泵103升压后，与氢气混合预热后进入催化加氢反应器220，进行催化加氢反应，实现芳烃部分加氢饱和，同时发生活脱硫、脱氮和脱氧反应。催化加氢反应过程中，控制压力为8～20MPa，反应温度为320～390℃，体积空速0.5～2.0h^-1。催化加氢反应器220出口产出的物料进入第二热高压分离器230。第二热高压分离器230产出的气相经过冷却后进入第二冷高压分离器240，其温度控制在45℃以下。第二冷高压分离器240顶部气相部分排出作为循环氢返回加氢催化反应体系，部分进行排放；第二热高压分离器230底部液相物料经过减压后流入分馏塔250，进行产品分离，得到液体燃料和循环溶剂，形成的液体燃料包括石脑油和柴油。

以下结合具体实施例对本发明作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本发明所要求保护的范围。

实施例1

本实施例提供的煤直接液化方法采用煤直接液化连续试验装置进行煤液化试验，装置采用两台强制循环的悬浮床反应器，并反应器之间设置中间分离器，第二液化反应器出口产物经分离后液固相物料部分循环回第一液化反应器入口。以神东煤为试验原料煤，将原料煤与催化剂、煤液化循环溶剂置于煤浆罐中混合，得到煤浆，原料煤基本性质见表1，上述煤直接液化方法包括以下步骤：

首先，上述煤浆与氢气进入第一液化反应器(强制循环悬浮床反应器)，第一液化反应器出口的第一液化产物进入中间分离器，温度控制在430℃，停留时间为5min，中间分离器出口的第一液相产物经第二液化反应器进料泵输送，并与氢气和循环溶剂混后进入第二液化反应器(强制循环悬浮床反应器)，在两个液化反应器中，控制反应温度为455℃，反应压力19.0MPa、氢气与油煤浆比为1000L/Kg，且煤液化催化剂为人工合成863催化剂，煤液化催化剂添加量为1.0wt％，助剂为硫磺，控制n(S)/n(Fe)＝2；第二液化反应器出口的第二液化产物进入第一热高压分离器进行油气分离，分离温度控制在410℃；第一热高压分离器顶部产出的第二气相产物与中间分离器分离出的第一气相产物混合后经冷却后进入第一冷高压分离器；第一冷高压分离器控制在45℃以下，顶部气相部分排出作为循环氢返回加热炉入口，部分进行排放，第一热高压分离器底部分离出的第二液相产物部分循环回第一液化反应器130，且部分第二液相产物与第一原料量比0.3；第一冷高压分离器底部产生的液相产物与第一热高压分离器底部的另一部分液相产物混合后进入减压蒸馏塔，在减压蒸馏塔180中进行固液分离，控制减压蒸馏塔底残渣中的固相含量为50％。

然后，减压蒸馏塔中部产出的煤液化油进入加氢稳定原料缓冲罐，经过加氢原料泵升压后，与氢气混合预热后进入催化加氢反应器(强制循环沸腾床加氢反应器)，进行催化加氢反应,实现芳烃部分加氢饱和，同时发生脱硫、脱氮和脱氧反应；催化加氢反应过程中，控制压力为19MPa，反应温度为380℃，体积空速1.0h^-1，氢油比300，催化加氢反应器出口产出的物料进入第二热高压分离器；第二热高压分离器产出的气相经过冷却后进入第二冷高压分离器，其温度控制在45℃以下；第二冷高压分离器顶部气相部分排出作为循环氢返回加氢催化反应体系，部分进行排放；第二热高压分离器底部液相物料经过减压后流入分馏塔，进行产品分离，得到包括石脑油和柴油的液体燃料和循环溶剂，且循环溶剂的温度为220℃的馏分油。

实施例2

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

部分第二液相产物与第一原料的进料量比0.1。

实施例3

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

部分第二液相产物与第一原料的进料量比1。

实施例4

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

部分第二液相产物与第二原料的进料量比0.1。

实施例5

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

部分第二液相产物与第二原料的进料量比1.0。

实施例6

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

部分第二液相产物与第一原料/的进料量比0.2，部分第二液相产物与第一原料的进料量比0.3。

实施例7

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

煤液化反应的温度为430℃，反应压力15.0MPa、氢气与油煤浆比为750L/Kg。

实施例8

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

煤液化反应的温度为460℃，反应压力20.0MPa、氢气与油煤浆比为1200L/Kg。

实施例9

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

煤液化催化剂的添加量为0.4wt％。

实施例10

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

煤液化催化剂的添加量为2.0wt％。

实施例11

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

溶剂催化加氢处理的压力为8MPa，反应温度为320℃，体积空速为0.8h^-1，氢油比为800。

实施例12

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

溶剂催化加氢处理的压力为19MPa，反应温度为390℃，体积空速为2.0h^-1，氢油比为800。

实施例13

本实施例提供的煤直接液化方法与实施例1的区别在于：

液化第二反应器入口不注入循环的溶剂。

对比例1

本对比例与实施例1的区别在于：

采用煤直接液化连续试验装置进行煤液化试验，该装置采用两台强制循环的悬浮床反应器，但反应器之间未设置中间分离器，高分物料不循环。

对比例2

本对比例与实施例1的区别在于：

采用煤直接液化连续试验装置进行煤液化试验，该装置采用两台强制循环的悬浮床反应器，反应器之间设置中间分离器，第二液相产物不循环回第一液化反应器和第二液化反应器。

上述实施例1-13以及对比例1-2中神东煤的液化反应结果见表2。

表1

表2

由表2可见，在相同的反应条件下，煤直接液化两台串联反应器之间设置中间分离器且高分物料部分循环后，气产率有较大幅度下降，由15.42％降至最低12.60％，降低3个百分点以上，氢耗略有所降低，由5.79％降低至最低5.53％；同时还可以发现，神东煤的液化转化率由88.89％增加至最高92.21％，增加2个百分点以上，同时沥青产率也有明显降低，由10.49％降至最低7.21％，降低3个百分点以上；蒸馏油收率有较大幅度增加，由53.79％增至最高59.92％，增加6个百分点以上。

由表2还可知，煤直接液化两台串联反应器之间设置中间分离器但高分物料不循环的情况下，气产率也有明显下降，由15.42％降至最低13.98％，降低约1.5个百分点，氢耗变化不大；神东煤的液化转化率由88.89％增至最高91.10％，增加1个百分点以上，同时沥青产率也有明显降低，由10.49％降至最低8.77％，降低约1.8个百分点。

由表2还可知，在相同的反应条件下，煤直接液化两台串联反应器之间设置中间分离器，高分物料部分循环后，但第二液化反应器入口不注入循环溶剂，气产率明显上升，由12.60％升至14.37％；氢耗也较明显增加，由5.53％增至6.07％；煤的转化率由92.21％降至90.63％，降低了1.5个百分点以上；油收率由59.92％降至54.66％，降低了5个百分点以上，沥青质产率由7.21％增至9.98％，增加了约2.7个百分点。

从以上的描述中，可以看出，本发明上述的实施例实现了如下技术效果：

1、在第一次液化反应与第二次液化反应之间增加了对第一液化产物进行油气分离的步骤，将煤液化反应由一个体系划分为两个相对独立体系，不仅有效地降低了轻质油停留时间，避免了二次裂化问题，降低气体产率和氢耗，还有利于减少第二次液化反应中气体的滞留，进而提高了较难转化物质在反应中的停留时间，增加了反应过程中的氢分压，有利于提高煤的液化转化率和油收率；

2、第一原料和/或第二原料还包括第二液化产物经油气分离后得到的第二液相产物，将部分第二液相产物循环回煤液化反应过程，提高了液化反应中的催化剂含量以及较难以转化煤和沥青类物质的停留时间，进而提高了煤的液化转化率，最终增加了煤液化的油收率，提高资源利用率，增强了煤直接液化技术的竞争力；

3、通过在第二次液化反应中注入氢气和循环供氢溶剂，提高了反应过程中的氢分压和活性数量，促进难以转化的煤和沥青质物质的进一步转化为小分子的油，也有利于提高煤的转化率和油收率。

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。

Claims (14)

1.一种煤直接液化方法，其特征在于，包括以下步骤：

S1，使包括煤浆与氢气的第一原料进行第一次液化反应，得到第一液化产物，并对所述第一液化产物进行油气分离，得到第一液相产物；

S2，使包括所述第一液相产物、氢气与溶剂的第二原料进行第二次液化反应，得到第二液化产物，并对所述第二液化产物进行油气分离，得到第二液相产物；

S3，对部分所述第二液相产物进行蒸馏和催化加氢处理，得到煤液化产品；以及

S4，重复执行上述步骤S1至S3，且在所述重复执行的过程中所述第一原料和所述第二原料还包括剩余部分所述第二液相产物，

所述煤浆包括煤粉和煤液化催化剂；

在对部分所述第二液相产物进行催化加氢处理的步骤中还得到循环溶剂，在所述重复执行的过程中，所述第一原料包括部分所述循环溶剂，所述第二原料中的所述溶剂为另一部分所述循环溶剂，

在所述步骤S3中，所述催化加氢处理的压力为15～19MPa，反应温度为350～390℃，体积空速为0.8～2.0h^-1，氢油比为300～800，

所述剩余部分第二液相产物与所述第一原料的进料量比0.1～1，所述剩余部分第二液相产物与所述第二原料的进料量比0.1～1。

2.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述第一次液化反应和/或所述第二次液化反应的压力各自独立地为15～20MPa，反应温度各自独立地为440～460℃，氢气的体积与煤浆的重量之比各自独立地为800～1200L/Kg。

3.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述煤液化催化剂包括纳米级水合氧化铁、天然矿石、纯态铁的化合物和纳米级硫化亚铁中的任一种或多种。

4.根据权利要求3所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述煤液化催化剂为纳米级水合氧化铁。

5.根据权利要求3所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述煤液化催化剂的用量占所述煤浆的0.5～1.5wt%。

6.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，在所述步骤S1中，对所述第一液化产物进行油气分离的温度为410～440℃，时间小于5min。

7.根据权利要求6所述的煤直接液化方法，其特征在于，对所述第一液化产物进行油气分离的时间小于3min。

8.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，在所述步骤S2中，对所述第二液化产物进行油气分离的温度为380～430℃。

9.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，在所述步骤S3中，采用加氢催化剂对蒸馏后的所述第二液相产物进行催化加氢处理，所述加氢催化剂为负载型催化剂。

10.根据权利要求9所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述负载型催化剂的载体为氧化铝，所述负载型催化剂的活性金属组分为VIB族或VIII族中的任一种或多种。

11.根据权利要求10所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述VIB族的所述金属组分为Mo和W，VIII族的所述金属组分为Ni和Co。

12.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，所述循环溶剂为温度大于220℃的馏分油，密度为0.92～0.99g/cm³。

13.根据权利要求1所述的煤直接液化方法，其特征在于，在对所述第一液化产物进行油气分离的步骤中得到第一气相产物，且在对所述第二液化产物进行油气分离的步骤中得到第二气相产物，此时所述步骤S3还包括以下过程：

对所述第一气相产物和所述第二气相产物的混合物进行油气分离，得到第三液相产物；

对所述第三液相产物进行蒸馏和催化加氢处理。

14.根据权利要求13所述的煤直接液化方法，其特征在于，对所述第三液相产物和所述第二液相产物的混合物进行所述蒸馏和所述催化加氢处理。

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