本發(fā)明屬于煤炭加工生產(chǎn)液態(tài)烴的技術(shù)領(lǐng)域。具體而言，本發(fā)明涉及煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的方法。
背景技術(shù)：
眾所周知，在一次能源中煤炭的儲量巨大，而石油的儲量相對較少。但是由于石油易于運輸和加工，使得世界各國均渴望通過獲得大量的石油資源來滿足工業(yè)、生活、國防等的需求。隨著我國的經(jīng)濟發(fā)展，近年來對石油產(chǎn)品(如汽油、柴油等)的需求量也日益增大。但由于我國富煤貧油的資源稟賦，使得石油自給率逐年下降，對外依存度不斷增加，因此石油產(chǎn)品的穩(wěn)定供應(yīng)成為制約我國經(jīng)濟發(fā)展的重要因素之一?；谖覈嗝荷儆偷奶攸c，以煤炭為原料生產(chǎn)液態(tài)烴的煤炭轉(zhuǎn)化技術(shù)成為解決上述問題的一個有效途徑。
煤炭液化是把固體狀態(tài)的煤炭經(jīng)過一系列物理、化學(xué)加工過程，使其轉(zhuǎn)化成液態(tài)烴的煤炭轉(zhuǎn)化技術(shù)。根據(jù)不同的加工路線，可將煤炭轉(zhuǎn)化成液態(tài)烴的技術(shù)分為煤干餾(熱解)、煤直接液化和煤間接液化三大類。煤干餾(熱解)是將煤在隔絕空氣條件下加熱，使其分解，生成焦炭(或半焦)、煤焦油、粗苯、煤氣等產(chǎn)物的過程。按加熱終溫的不同，可分為高溫干餾(900-1100℃)、中溫干餾(700-900℃)和低溫干餾(500-600℃)等三類干餾工藝。煤炭直接液化是在一定的溫度、氫氣和壓力下，將大分子的煤轉(zhuǎn)化成小分子的液態(tài)烴的技術(shù)。煤炭間接液化是通過氣化將煤轉(zhuǎn)化成合成氣(co+h2)，然后采用催化轉(zhuǎn)化(費托合成)技術(shù)，將co和h2轉(zhuǎn)化為液態(tài)烴。
煤干餾(熱解)所得到的液體通常稱為煤焦油。這一生產(chǎn)過程能耗大、液體收率低，并且產(chǎn)物組分分布廣，分離成本高，而且煤焦油組成成分復(fù)雜。煤焦油芳構(gòu)化程度高，生產(chǎn)和分離過程均存在嚴重的環(huán)境污染問題。煤炭間接液化技術(shù)相對成熟，所產(chǎn)的油品不含雜原子，芳烴含量極低，二戰(zhàn)后南非等國出現(xiàn)成功的商業(yè)運行案例。與煤炭間接液化相 比，煤炭直接液化具有整體過程能量效率高的優(yōu)點。煤炭直接液化技術(shù)已有很長的發(fā)展歷史。第二次世界大戰(zhàn)前，德國就有煤直接液化商業(yè)運行裝置，但當(dāng)時的操作條件極為苛刻(約470℃，約70mpa)。二戰(zhàn)后，由于石油工業(yè)的迅速發(fā)展，煤直接液化工廠均被陸續(xù)關(guān)閉。經(jīng)過近一個世紀相關(guān)研究人員的努力，特別是近年來神華煤直接液化制油技術(shù)(shenhua)商業(yè)示范裝置的成功運行實踐，使煤直接液化操作條件的苛刻程度有了較大幅度的降低，但從客觀上來說仍然較為苛刻(約455℃，約20mpa)。典型的煤直接液化工藝及操作條件如下表1所示。
表1：典型的煤直接液化工藝及操作條件
現(xiàn)有煤直接液化技術(shù)的苛刻的反應(yīng)條件對應(yīng)于高的一次投資費用和高的運行成本。因此，相關(guān)研究人員一直在努力尋求煤在溫和反應(yīng)條件下加氫轉(zhuǎn)化的方法。
中國發(fā)明專利zl200480035693.2、中國發(fā)明專利zl200610070581.1、中國發(fā)明專利zl201010192050.6、中國zl96102808.4和中國發(fā)明專利zl200910075453.x公開的煤加氫轉(zhuǎn)化的方法，均具有反應(yīng)條件相對緩和的特點。
其中，中國發(fā)明專利zl200480035693.2公開的加氫反應(yīng)的溫度和壓力分別為360℃-440℃和3-30mpa，然而，該加氫反應(yīng)還需要使用溶劑萃取的方法實現(xiàn)產(chǎn)物分離，因此，其中需要包括溶劑脫灰單元和溶劑脫瀝青單元。
中國發(fā)明專利zl96102808.4主要用于生產(chǎn)溶劑精制煤，其中油品為副產(chǎn)品。該方法因為不追求高的油收率，所以使用的加氫反應(yīng)條件較為緩和(加氫反應(yīng)的溫度為350℃-480℃，壓力為2-20mpa)，這顯然不能滿足商業(yè)化生產(chǎn)的需要。
中國發(fā)明專利zl200610070581.1公開了一種利用氫源材料，在常壓下將煤直接加氫的方法。該方法的具體過程包括：將煤基前瀝青烯與金屬材料混合后，經(jīng)在600-1200℃下的碳化過程制得儲氫材料；將這種儲 氫材料與金屬化合物，在氫氣氣氛下通過球磨制得一種氫源材料；然后將這種氫源材料與煤基瀝青烯和煤混合在常壓下實現(xiàn)煤的直接加氫液化。雖然該方法所使用的加氫反應(yīng)溫度范圍為380℃-450℃，然而該方法中必須在600-1200℃這一苛刻的反應(yīng)條件下進行碳化。
中國發(fā)明專利zl2010101922050.6中公開了一種利用供氫溶劑和制氫催化劑低壓原位供氫使煤直接轉(zhuǎn)化的方法，該方法的具體過程包括：將煤、四氫萘、甲醇或乙醇、氧化鈣或碳酸鈉以及fes按比例混合，制成漿狀混合物，然后在氮氣氣氛下升溫進行反應(yīng)，其中，加氫反應(yīng)的溫度為350℃-450℃，壓力為1mpa。
中國發(fā)明專利zl200910075453.x的特點是將煤和重油共處理以同時生產(chǎn)液體燃料和瀝青類鋪路材料，因為不追求高的液體收率，所以使用的反應(yīng)條件也較為緩和(加氫反應(yīng)的溫度為300℃-450℃，壓力為5-20mpa)。
可見，在以往公開的將煤直接加氫轉(zhuǎn)化的方法中，如果以生產(chǎn)液態(tài)燃料為目的，追求較高的液態(tài)烴收率，則無疑需要使用苛刻的反應(yīng)條件(如中國發(fā)明專利zl200610070581.1中需要在600-1200℃下碳化等)或需使用繁瑣的工藝過程及昂貴的催化劑來提高液態(tài)烴收率(例如，中國發(fā)明專利zl200480035693.2報道的在苛刻反應(yīng)條件下的最高轉(zhuǎn)化率為81％；中國發(fā)明專利zl201010192050.6報道的在苛刻反應(yīng)條件下的轉(zhuǎn)化率為50.5％-81.8％，油+氣收率為31.5％-62.0％)；同時，本發(fā)明人通過研究發(fā)現(xiàn)，如果將上述工藝在相對溫和的反應(yīng)條件下實施時，則存在上述工藝無法進行操作或者液態(tài)烴收率(即，油收率)過低的問題。而且，目前公開的大部分煤溫和直接加氫轉(zhuǎn)化的方法還處于實驗室研究階段，而無法在工業(yè)規(guī)模上進行應(yīng)用。
技術(shù)實現(xiàn)要素：
本發(fā)明旨在提供一種反應(yīng)條件溫和、投資和操作成本低、工藝過程簡單的煤炭加氫熱解制備液態(tài)烴的方法。本發(fā)明借助催化劑和溶劑油的有效配合，從而在工藝過程相對更加簡單、反應(yīng)條件更加溫和的情況下仍然能夠以高的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率(本發(fā)明的轉(zhuǎn)化率在82.01％-95.95％之間，液態(tài)烴收率在57.08％-73.09％之間)獲得液態(tài)烴。
在一個方面，本發(fā)明提供了煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的方法，該方法包括以下步驟：
(1)將原料煤粉碎制成煤粉；
(2)將步驟(1)中得到的煤粉與溶劑油、催化劑、助劑混合，從而得到油煤漿；
(3)將步驟(2)中得到的油煤漿與新鮮氫氣和/或富氫氣體送入預(yù)熱器中進行預(yù)熱，從而得到經(jīng)預(yù)熱的油煤漿、以及經(jīng)預(yù)熱的新鮮氫氣和/或富氫氣體；
(4)將步驟(3)中得到的經(jīng)預(yù)熱的油煤漿以及經(jīng)預(yù)熱的富氫氣體送入加氫熱解液化反應(yīng)器中進行反應(yīng)，從而產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液固混合產(chǎn)物；
(5)將加氫熱解液化反應(yīng)器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入熱高壓氣液分離器中進行分離；在熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液相產(chǎn)物，其中，熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物為熱高分油；
(6)將熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入冷高壓氣液分離器中進行分離；在冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，其中，冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物經(jīng)油水分離后得到冷高分油和水，冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)分離、富集和凈化后，得到富氫氣體、富烴氣體和尾氣；
(7)將步驟(4)的加氫熱解液化反應(yīng)器中產(chǎn)生的液固混合產(chǎn)物送入中壓閃蒸罐進行分離；在中壓閃蒸罐中產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液固混合物，其中，將中壓閃蒸罐中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)氣液分離器進行分離，從而在氣液分離器中產(chǎn)生液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，其中，氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物為閃蒸油；
(8)將步驟(5)中得到的熱高分油與步驟(7)中得到的閃蒸油在粗油罐中合并得到混合粗油；
(9)將中壓閃蒸罐中得到的液固混合物與部分或全部混合粗油(剩余部分的混合粗油可作為最終產(chǎn)品收集)進行混合并送入常壓蒸餾塔進行分離；從常壓蒸餾塔的頂部出口產(chǎn)生常頂油和水；從常壓蒸餾塔的側(cè)線出口產(chǎn)生常側(cè)油；在所述常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生液固混合物；
(10)將在常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物送入減壓蒸餾塔進 行分離；從減壓蒸餾塔的側(cè)線出口產(chǎn)生減側(cè)油；在所述減壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生液固混合物；
(11)將減壓蒸餾塔底部的液固混合物的部分或全部送入抽提塔或延遲焦化裝置；從抽提塔的側(cè)線出口獲得抽提油，在抽提塔的底部獲得抽提殘渣；延遲焦化裝置產(chǎn)生lpg、焦化輕質(zhì)油、焦化重質(zhì)油及半焦。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(1)中的原料煤為褐煤、煙煤、泥煤或它們的混合物。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(2)中，所述溶劑油為餾程處于220℃-550℃范圍內(nèi)的油。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(2)中的溶劑油為富含芳烴和氫化芳烴的混合油，例如，所述富含芳烴和氫化芳烴的混合油選自：步驟(5)中得到的熱高分油；所述步驟(6)中得到的冷高分油；步驟(7)中得到的閃蒸油；步驟(8)中得到的混合粗油；步驟(9)中得到的常側(cè)油和常頂油；步驟(10)中得到的減側(cè)油；步驟(11)中得到的焦化重質(zhì)油、焦化輕質(zhì)油和抽提油；催化裂化油漿；催化裂化回?zé)捰停环紵N抽提油；常壓渣油；減壓渣油；減粘重油；煤焦油；頁巖油；或者它們的混合物或再加工產(chǎn)物。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(2)中的催化劑為鐵基催化劑(例如磁黃鐵礦)、鎳基催化劑、鉬基催化劑、鈷基催化劑、鎢基催化劑；和/或基于選自鐵、鎳、鉬、鈷和鎢中的任兩種或多種金屬的催化劑。在本發(fā)明進一步優(yōu)選的實施方式中，步驟(2)中的催化劑優(yōu)選為鐵基催化劑和/或ni/mo基催化劑。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(2)中的助劑為單質(zhì)硫、硫化氫、硫醚和/或在反應(yīng)條件下可分解的其它含硫化合物。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(2)中，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比為100:(70-1200):(0.1-5.0):(0-5.0)，其中，催化劑以金屬元素質(zhì)量計。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(3)中的預(yù)熱器的出口溫度為300℃-400℃。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(4)中的加氫熱解液化反應(yīng)器為懸浮床反應(yīng)器、沸騰床反應(yīng)器、膨脹床反應(yīng)器等反應(yīng)器中的任一種、任兩種或三種。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(4)中的加氫熱解液化反應(yīng)器的操作條件如下：溫度為350℃-450℃；壓力為2-10mpa；平均反應(yīng)停留時間為15-120min；
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(5)中的熱高壓氣液分離器的操作條件如下：溫度為300℃-430℃，壓力為2-10mpa。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(6)中的冷高壓氣液分離器的操作條件如下：溫度為0-30℃，壓力為2-10mpa。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(6)中的冷高壓氣液分離器的氣相產(chǎn)物的分離和富集過程包括變壓吸附、膜分離或深冷分離。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(6)中，氣相產(chǎn)物的凈化采用常規(guī)的氣體凈化方法，例如，醇胺吸收法、液相氧化還原法、銅洗法或結(jié)晶硫法。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(6)中，富氫循環(huán)氣體返回至用于煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的系統(tǒng)，從而循環(huán)利用以節(jié)約資源并降低生產(chǎn)成本。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(6)中，將富烴氣體作為燃料使用。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(6)中，將尾氣排出。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(7)中的中壓閃蒸罐的出口壓力為約1個標準大氣壓至約8mpa。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(7)中，將氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)凈化后作為尾氣排出。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(9)中的常壓蒸餾塔的塔底溫度為300℃-350℃。
在本發(fā)明的一些實施方式中，步驟(10)中的減壓蒸餾塔的塔底溫 度為300℃-350℃。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(11)中，在抽提塔中采用抽提溶劑進行處理。在進一步優(yōu)選的實施方式中，在步驟(11)中，所使用的抽提溶劑為c3-c10烷烴溶劑(例如，丙烷、丁烷、戊烷、己烷和/或庚烷)或混合輕質(zhì)油(例如，步驟(6)中得到的冷高分油)。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(11)中，按照進料量的3wt％-100wt％向的延遲焦化裝置中注入水，延遲焦化裝置中的加熱爐的出口溫度為495℃-520℃。
在本發(fā)明的一些實施方式中，在步驟(11)中，將半焦通過氣化生產(chǎn)氫氣。
在本發(fā)明的一些實施方式中，如下物質(zhì)直接或混合后作為產(chǎn)品或溶劑油：步驟(5)中得到的熱高分油，步驟(6)中得到的冷高分油，步驟(7)中得到的閃蒸油，步驟(8)中得到的混合粗油，步驟(9)中得到的常側(cè)油和常頂油，步驟(10)中得到的減側(cè)油，或步驟(11)中得到的焦化重質(zhì)油、焦化輕質(zhì)油和抽提油；或者可將上述物質(zhì)經(jīng)加氫提質(zhì)后直接或混合作為產(chǎn)品或溶劑油；或者可將上述物質(zhì)經(jīng)加氫提質(zhì)后并與未加氫油混合后作為產(chǎn)品或溶劑油。
本發(fā)明具有反應(yīng)條件溫和、油產(chǎn)率高、工藝簡單、投資和操作費用低等優(yōu)點。
附圖說明
圖1是本發(fā)明所述的煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴方法的一個實施方式的工藝流程圖，其中，附圖中各標記分別表示如下內(nèi)容：
1油煤漿混配裝置，2氣體預(yù)熱器，3油煤漿預(yù)熱器，4加氫熱解液化反應(yīng)器，5熱高壓氣液分離器，6冷高壓氣液分離器，7中壓閃蒸罐，8氣液分離器，9粗油罐，10常壓蒸餾塔，11減壓蒸餾塔，12抽提塔，13延遲焦化裝置。
具體實施方式
在本發(fā)明中，除非另有說明，術(shù)語“液態(tài)烴”是指冷高分油、混合粗油、常頂油、常側(cè)油、減側(cè)油、lpg、焦化輕質(zhì)油和/或焦化重質(zhì)油。
在本發(fā)明中，除非另有說明，術(shù)語“煤轉(zhuǎn)化率”是指在煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴過程中轉(zhuǎn)化的煤的重量與配制油煤漿的煤粉重量之間的百分比。
在本發(fā)明中，除非另有說明，術(shù)語“液態(tài)烴收率”是指通過本發(fā)明方法制備得到的液態(tài)烴的重量與配制油煤漿的煤粉重量之間的百分比。
在本發(fā)明中，除非另有說明，所出現(xiàn)的各具體數(shù)值前面均應(yīng)視為被術(shù)語“約”修飾，表示該數(shù)值具有本領(lǐng)域所通常理解和接受的誤差范圍。
本發(fā)明的示例性的技術(shù)方案可通過如下段落[1]至段落[29]中描述的內(nèi)容對加以說明：
[1].一種煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的方法，所述方法包括以下步驟：
(1)將原料煤粉碎制成煤粉；
(2)將所述步驟(1)中得到的煤粉與溶劑油、催化劑、助劑混合，從而得到油煤漿；
(3)將所述步驟(2)中得到的油煤漿與新鮮氫氣和/或富氫氣體送入預(yù)熱器中進行預(yù)熱，從而得到經(jīng)預(yù)熱的油煤漿、以及經(jīng)預(yù)熱的新鮮氫氣和/或富氫氣體；
(4)將所述步驟(3)中得到的經(jīng)預(yù)熱的油煤漿以及經(jīng)預(yù)熱的富氫氣體送入加氫熱解液化反應(yīng)器中進行反應(yīng)，從而產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液固混合產(chǎn)物；
(5)將所述加氫熱解液化反應(yīng)器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入熱高壓氣液分離器中進行分離；在所述熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液相產(chǎn)物，其中，所述熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物為熱高分油；
(6)將所述熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入冷高壓氣液分離器中進行分離；在所述冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，所述冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物經(jīng)油水分離后得到冷高分油和水，所述冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)分離、富集和凈化后，得到富氫循環(huán)氣體、富烴氣體和尾氣；
(7)將所述步驟(4)的加氫熱解液化反應(yīng)器中產(chǎn)生的液固混合產(chǎn)物送入中壓閃蒸罐進行分離；在所述中壓閃蒸罐中產(chǎn)生氣相產(chǎn)物和液固 混合物，其中，將所述中壓閃蒸罐中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)氣液分離器進行分離，從而在氣液分離器中產(chǎn)生液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，其中，所述氣液分離器中產(chǎn)生的液相產(chǎn)物為閃蒸油；
(8)將所述步驟(5)中得到的熱高分油與所述步驟(7)中得到的閃蒸油在粗油罐中合并得到混合粗油；
(9)將所述中壓閃蒸罐中得到的液固混合物與部分或全部所述混合粗油進行混合并送入常壓蒸餾塔進行分離；從所述常壓蒸餾塔的頂部出口產(chǎn)生常頂油和水；從所述常壓蒸餾塔的側(cè)線出口產(chǎn)生常側(cè)油；在所述常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生液固混合物；
(10)將在所述常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物送入減壓蒸餾塔進行分離；從所述減壓蒸餾塔的側(cè)線出口產(chǎn)生減側(cè)油；在所述減壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生液固混合物；
(11)將在所述減壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物的部分或全部送入抽提塔或者延遲焦化裝置；從所述抽提塔的側(cè)線出口產(chǎn)生抽提油，在所述抽提塔的底部產(chǎn)生抽提殘渣；所述延遲焦化裝置產(chǎn)生lpg、焦化輕質(zhì)油、焦化重質(zhì)油及半焦。
[2].如段落[1]所述的方法，其特征在于，在所述步驟(1)中，所述原料煤為褐煤、煙煤、泥煤或它們的混合物。
[3].如段落[1]或[2]所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，所述溶劑油為餾程處于220℃-550℃范圍內(nèi)的油。
[4].如段落[1]-[3]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，所述溶劑油為富含芳烴和氫化芳烴的混合油。
[5].如段落[4]所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，所述富含芳烴和氫化芳烴的混合油選自：所述步驟(5)中得到的熱高分油；所述步驟(6)中得到的冷高分油；所述步驟(7)中得到的閃蒸油；所述步驟(8)中得到的混合粗油；所述步驟(9)中得到的常側(cè)油和常頂油；所述步驟(10)中得到的減側(cè)油；所述步驟(11)中得到的焦化重質(zhì)油、焦化輕質(zhì)油和抽提油；催化裂化油漿；催化裂化回?zé)捰?；芳烴抽提油；常壓渣油；減壓渣油；減粘重油；煤焦油；頁巖油；或者它們的混合物或再加工產(chǎn)物。
[6].如段落[1]-[5]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2) 中，所述催化劑為鐵基催化劑、鎳基催化劑、鉬基催化劑、鈷基催化劑、鎢基催化劑；和/或基于選自鐵、鎳、鉬、鈷和鎢中的任兩種或多種金屬的催化劑。
[7].如段落[1]-[6]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，所述助劑選自單質(zhì)硫、硫化氫和/或硫醚。
[8].如段落[1]-[7]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(2)中，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比為100:(70-1200):(0.1-5.0):(0-5.0)，其中，所述催化劑以金屬元素質(zhì)量計。
[9].如段落[1]-[8]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(3)中，所述預(yù)熱器的出口溫度為220℃-400℃。
[10].如段落[1]-[9]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(4)中，所述加氫熱解液化反應(yīng)器為懸浮床反應(yīng)器、沸騰床反應(yīng)器、膨脹床反應(yīng)器中的任一種或多種。
[11].如段落[1]-[10]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(4)中，所述加氫熱解液化反應(yīng)器的操作條件如下：溫度為350℃-450℃；壓力為2-10mpa；平均反應(yīng)停留時間為15-120min。
[12].如段落[1]-[11]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(5)中，所述熱高壓氣液分離器的操作條件如下：溫度為300℃-430℃，壓力為2-10mpa。
[13].如段落[1]-[12]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，所述冷高壓氣液分離器的操作條件如下：溫度為0-30℃，壓力為2-10mpa。
[14].如段落[1]-[13]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，所述冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物的分離和富集過程包括變壓吸附、膜分離或深冷分離。
[15].如段落[1]-[14]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，所述冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物的凈化采用選自如下的方法：醇胺吸收法、液相氧化還原法、銅洗法或結(jié)晶硫法。
[16].如段落[1]-[15]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，所述富氫循環(huán)氣體返回至用于煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的系統(tǒng)。
[17].如段落[1]-[16]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，將所述富烴氣體作為燃料使用。
[18].如段落[1]-[17]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(6)中，將所述尾氣排出。
[19].如段落[1]-[18]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(7)中，所述中壓閃蒸罐的出口壓力為1個標準大氣壓至8mpa。
[20].如段落[1]-[19]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(7)中，將所述氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)凈化后作為尾氣排出。
[21].如段落[1]-[20]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(9)中，所述常壓蒸餾塔的塔底溫度為300℃-350℃。
[22].如段落[1]-[21]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(10)中，所述減壓蒸餾塔的塔底溫度為300℃-350℃。
[23].如段落[1]-[22]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(11)中，在所述抽提塔中采用抽提溶劑進行處理。
[24].如段落[23]所述的方法，其特征在于，在所述步驟(11)中，所述抽提溶劑為c3-c10烷烴溶劑或混合輕質(zhì)油。
[25].如段落[24]所述的方法，其特征在于，所述抽提溶劑為丙烷、丁烷、戊烷、己烷和/或庚烷。
[26].如段落[24]所述的方法，其特征在于，所述抽提溶劑為所述步驟(6)中得到的冷高分油。
[27].如段落[1]-[26]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(11)中，按照進料量的3wt％-100wt％向所述延遲焦化裝置中注入水，所述延遲焦化裝置中的加熱爐的出口溫度為495℃-520℃。
[28].如段落[1]-[27]中任一段所述的方法，其特征在于，在所述步驟(11)中，將所述半焦通過氣化生產(chǎn)氫氣。
[29].如段落[1]-[28]中任一段所述的方法，其特征在于，將如下物質(zhì)直接或混合后作為產(chǎn)品或溶劑油：所述步驟(5)中得到的熱高分油，所述步驟(6)中得到的冷高分油，所述步驟(7)中得到的閃蒸油，所述步驟(8)中得到的混合粗油，所述步驟(9)中得到的常側(cè)油和常頂油，所述步驟(10)中得到的減側(cè)油，或所述步驟(11)中得到的焦化重質(zhì)油、焦化輕質(zhì)油和抽提油；
或者將上述物質(zhì)經(jīng)加氫提質(zhì)后直接或混合作為產(chǎn)品或溶劑油；
或者將上述物質(zhì)經(jīng)加氫提質(zhì)后并與未加氫油混合后作為產(chǎn)品或溶劑油。
在本發(fā)明的一個示例性實施方式中，本發(fā)明圖1涉及如下的工藝流程：
將原料煤粉碎制成的煤粉與催化劑、助劑和溶劑油在油煤漿混配裝置1內(nèi)混合，從而配制成油煤漿。將油煤漿與一部分的富氫混合氣(新鮮氫氣+富氫循環(huán)氣體)混合，經(jīng)油煤漿預(yù)熱器3預(yù)熱后送入加氫熱解液化反應(yīng)器4。同時，將剩余部分的富氫混合氣經(jīng)氣體預(yù)熱器2預(yù)熱后，也送入加氫熱解液化反應(yīng)器4。
將加氫熱解液化反應(yīng)器4中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入熱高壓氣液分離器5。在熱高壓氣液分離器5中分離出熱高分油，并將熱高壓氣液分離器5中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入冷高壓氣液分離器6。在冷高壓氣液分離器6中分離出冷高分油和水，并冷高壓氣液分離器6中的氣相產(chǎn)物經(jīng)分離、富集和凈化后得到富氫循環(huán)氣體、富烴氣體和尾氣；其中，富氫循環(huán)氣體返回至用于煤溫和加氫熱解制備液態(tài)烴的系統(tǒng)，富烴氣體作為燃料使用，尾氣被排出。
將加氫熱解液化反應(yīng)器4產(chǎn)生的液固混合產(chǎn)物送入中壓閃蒸罐7進行分離。將在中壓閃蒸罐7中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物在氣液分離器8中分離為閃蒸油和氣相產(chǎn)物，將所述氣相產(chǎn)物經(jīng)凈化后作為尾氣排出。將氣液分離器8分離出的閃蒸油和熱高壓氣液分離器5分離出的熱高分油在粗油罐9中混合得到混合粗油。將中壓閃蒸罐7中得到的液固相混合物與部分或全部混合粗油(其中，剩余部分的混合粗油作為最終產(chǎn)品收集)進行混合并送入常壓蒸餾塔10進行分離。經(jīng)常壓蒸餾塔10的常壓蒸餾，從常壓蒸餾塔10的頂部出口分離出常頂油和水，從常壓蒸餾塔10的側(cè)線出口分離出常側(cè)油，并在常壓蒸餾塔10的底部產(chǎn)生常底油漿(在常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物)。將常底油漿送入減壓蒸餾塔11進行分離，經(jīng)減壓蒸餾從減壓蒸餾塔11的側(cè)線出口分離出減側(cè)油，并在減壓蒸餾塔11的底部產(chǎn)生減底油漿(在減壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合 物)。
將減底油漿送入抽提塔12，從抽提塔12的側(cè)線出口分離出抽提油，并在抽提塔12的底部產(chǎn)生抽提殘渣?；蛘撸瑢p底油漿經(jīng)延遲焦化裝置13進行處理，獲得lpg、焦化輕質(zhì)油、焦化重質(zhì)油和半焦。優(yōu)選進一步將得到的半焦用于通過氣化生產(chǎn)氫氣。
實施例
下文將參考下述實施例對本發(fā)明的技術(shù)方案進行進一步的詳細描述。然而，本發(fā)明的保護范圍并不限于這些實施例。
實施例1
將褐煤使用球磨機磨成粉狀，過200目篩網(wǎng)得到粒度為200目以下的煤粉。在裝置運轉(zhuǎn)之前，將下述實施例5中得到的混合粗油、常側(cè)油、常頂油、減側(cè)油和焦化重質(zhì)油進行混合加氫提質(zhì)而得到的餾程在220℃-550℃范圍內(nèi)的油品作為溶劑油；在裝置運轉(zhuǎn)過程中，將本實施例得到的混合粗油、常側(cè)油、常頂油、減側(cè)油和焦化重質(zhì)油進行混合加氫提質(zhì)而得到的餾程在220℃-550℃范圍內(nèi)的油品作為溶劑油；采用磁黃鐵礦作為催化劑；采用硫醚作為助劑。
將上述煤粉與溶劑油、催化劑和助劑按照100:600:1:5的質(zhì)量比混合均勻，得到高度分散的油煤漿。將所得到的油煤漿(流速為2t/h)、新鮮氫氣(流速為350nm3/h)和富氫循環(huán)氣體(流速為850nm3/h)送入預(yù)熱器中預(yù)熱。
將經(jīng)過預(yù)熱的富氫混合氣(新鮮氫氣+富氫循環(huán)氣體，220℃)和油煤漿(400℃)送入懸浮床化反應(yīng)器中進行反應(yīng)，反應(yīng)溫度為450℃且反應(yīng)壓力為10mpa，物料在反應(yīng)器中平均停留時間時間為15min。
將懸浮床反應(yīng)器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物，送入操作溫度為430℃且操作壓力為10mpa的熱高壓氣液分離器中進行分離，從而得到熱高分油。將熱高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物送入操作溫度為0℃且操作壓力為10mpa的冷高壓氣液分離器中進行分離，從而得到冷高分油和水，同時，冷高壓氣液分離器中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物經(jīng)分離、富集和凈化后得富氫循環(huán)氣體、富烴氣體和尾氣。
將懸浮床反應(yīng)器中產(chǎn)生的液固混合產(chǎn)物送入壓力為8mpa的中壓閃蒸罐中進行分離。中壓閃蒸罐中產(chǎn)生的氣相產(chǎn)物在氣液分離器中被進一步分離為閃蒸油和尾氣。將閃蒸油和熱高分油在粗油罐中混合，從而得到混合粗油。
將中壓閃蒸罐中得到的液固相混合物與粗油罐中的混合粗油(閃蒸油和熱高分油的混合物)進行混合并送入常壓蒸餾塔(塔底溫度330℃)進行分離，從而得到常頂油、水、常側(cè)油和常底油漿(在常壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物)。將常底油漿送入減壓蒸餾塔(塔底溫度330℃)中進行分離，從而得到減側(cè)油和減底油漿(在減壓蒸餾塔的底部產(chǎn)生的液固混合物)。
將減底油漿送入延遲焦化裝置進行處理，獲得lpg、焦化輕質(zhì)油、焦化重質(zhì)油和半焦。在延遲焦化裝置操作中，按照進料量的100wt％向其中注入水，該裝置中的加熱爐的出口溫度為520℃。
根據(jù)本領(lǐng)域通用的計算方法，計算得到實施例1的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
實施例2
除進行如下調(diào)整外，其它反應(yīng)過程和條件同實施例1：將催化劑調(diào)整為ni/mo基催化劑，加氫熱解液化反應(yīng)器調(diào)整為沸騰床反應(yīng)器，將該沸騰床反應(yīng)器的溫度調(diào)整為430℃且壓力調(diào)整為4mpa，平均停留時間調(diào)整為60min，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比調(diào)整為100:70:0.5:3，中壓閃蒸罐的壓力調(diào)整為2mpa，油煤漿預(yù)熱器的出口溫度調(diào)整為380℃，熱高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為400℃和4mpa，冷高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為10℃和4mpa，常壓蒸餾塔和減壓蒸餾塔的塔底溫度均調(diào)整為350℃。
按照與實施例1相同的方法，計算得到實施例2的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
實施例3
除進行如下調(diào)整外，其它反應(yīng)過程和條件同實施例1：將加氫熱解液化反應(yīng)器調(diào)整為膨脹床反應(yīng)器，將該膨脹床反應(yīng)器的溫度調(diào)整為390℃且 反應(yīng)壓力調(diào)整為3mpa，平均停留時間調(diào)整為30min，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比調(diào)整為100:110:3:0.1，中壓閃蒸罐的壓力調(diào)整為1mpa，油煤漿預(yù)熱器的出口溫度調(diào)整為330℃，熱高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為350℃和3mpa，冷高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為30℃和3mpa。
按照與實施例1相同的方法，計算得到實施例3的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
實施例4
除進行如下調(diào)整外，其它反應(yīng)過程和條件同實施例1：將懸浮床反應(yīng)器的溫度調(diào)整為380℃且壓力調(diào)整為5mpa，平均停留時間調(diào)整為30min，助劑調(diào)整為硫化氫，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比調(diào)整為100:110:5:0.1，中壓閃蒸罐的壓力調(diào)整為3mpa，油煤漿預(yù)熱器的出口溫度調(diào)整為330℃，熱高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為350℃和5mpa，冷高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為20℃和5mpa。
按照與實施例1相同的方法，計算得到實施例4的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
實施例5
除進行如下調(diào)整外，其它反應(yīng)過程和條件同實施例1：將煤種類調(diào)整為煙煤，懸浮床反應(yīng)器的溫度調(diào)整為430℃且壓力調(diào)整為2mpa，平均停留時間調(diào)整為90min，溶劑油調(diào)整為煤焦油，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的比例調(diào)整為100:600:0.1:0，中壓閃蒸罐的壓力調(diào)整為0.1mpa，油煤漿預(yù)熱器的出口溫度調(diào)整為380℃，熱高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為390℃和2mpa，冷高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為15℃和2mpa，將減底油漿送入抽提塔抽提。
按照與實施例1相同的方法，計算得到實施例5的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
實施例6
除進行如下調(diào)整外，其它反應(yīng)過程和條件同實施例1：將懸浮床反應(yīng) 器的溫度調(diào)整為350℃且壓力調(diào)整為10mpa，平均停留時間調(diào)整為120min，助劑調(diào)整為單質(zhì)硫，煤粉:溶劑油:催化劑:助劑的質(zhì)量比調(diào)整為100:1200:3:1，中壓閃蒸罐的壓力調(diào)整為6mpa，油煤漿預(yù)熱器的出口溫度調(diào)整為300℃，熱高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為300℃和10mpa，冷高壓氣液分離器的操作溫度和壓力分別調(diào)整為10℃和10mpa，常壓蒸餾塔和減壓蒸餾塔的塔底溫度均調(diào)整為300℃。
按照與實施例1相同的方法，計算得到實施例6的煤轉(zhuǎn)化率和液態(tài)烴收率，并將相應(yīng)的結(jié)果示于下表2中。
表2：實施例1-6的反應(yīng)結(jié)果