煤液化系统及煤液化的方法
煤液化系统及煤液化的方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及煤制油技术领域，具体而言，涉及一种煤液化系统及煤液化的方法。
【背景技术】
[0002] 煤直接液化是把固体状态的煤炭，在一定温度、压力和催化剂作用下，直接与氢气 反应，是煤炭直接转化成为液体油品的工艺技术，也是煤炭高效洁净利用技术的重要方向 之一。
[0003] 在既定的工艺条件下，限制煤液化油收率有两个关键性因素，一个是循环溶剂的 供氢性能、另一个是原料性质。现有煤液化系统中加工循环溶剂的工序为：先经煤液化油品 全馏分加氢，再经分馏切割获得供氢循环溶剂。该工艺存在不能有效对循环溶剂馏分进行 加氢的缺陷，即轻质组分过度加氢，重质组分（循环溶剂馏分）未能有效加氢，从而导致循 环溶剂供氢性能下降，煤液化效能变差，油收率降低；另一方面，原料性质对煤液化油收率 有很大影响，煤种惰质组含量高的煤，需要在较苛刻的煤液化反应条件下进行煤液化反应， 以提升煤的转化率，但油收率不尽如人意。这是由于在相同的反应条件下，煤中易反应的镜 质组很快转化热解为自由基碎片，如果为了惰质组进一步转化，反应采用了比较苛刻的条 件，这些热解的自由基碎片可裂解为更小的自由基碎片，经过加氢成为气相，使得煤液化产 物中气产率增加，而有煤液化产物的油收率反而下降。
【发明内容】
[0004] 本发明的主要目的在于提供一种煤液化系统及煤液化的方法，以解决现有技术的 煤液化系统中油收率较低的问题。
[0005] 为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种煤液化系统，包括：煤浆 制备单元；煤液化反应单元，连接于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连 接的高温分离器、固液分离器和减压蒸馏塔，高温分离器的入口连接于煤液化反应单元的 出口，减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0006] 进一步地，液化产物分离单元还包括与高温分离器依次连接的低温分离器和常压 蒸馏塔，常压蒸馏塔的塔底出口连接于减压蒸馏塔的塔顶出口。
[0007] 进一步地，煤液化系统还包括：加氢反应单元，连接设置于减压蒸馏塔的塔顶出口 和煤浆制备单元的入口之间。
[0008] 进一步地，加氢反应单元包括依次连接的溶剂加氢反应器和分离罐，且溶剂加氢 反应器的入口连接于减压蒸馏塔的塔顶出口，分离罐的出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0009] 进一步地，煤液化反应单元包括依次连接的预热器和煤液化反应器，煤浆制备单 元的出口连接于预热器的入口，煤液化反应器的出口连接于高温分离器的入口，预热器的 入口连接于氢气管道。
[0010] 进一步地，煤浆制备单元包括煤浆罐，煤浆罐具有用于加入煤粉和第一催化剂的 开口。
[0011] 进一步地，煤液化反应单元包括多个串联设置或并联设置的煤液化反应器。
[0012] 根据本发明的另一方面，提供了一种煤液化的方法，方法包括以下步骤：S1、将煤 粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项煤液化系统中的煤浆制备单元，形 成煤浆；S2、将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形成煤液 化产物；S3、将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分离单元，并在液化产物分离单元 中的减压蒸馏塔中分离得到第一重质油和重质油浆，重质油浆通过减压蒸馏塔的塔底出口 通入煤楽·制备单元。
[0013] 进一步地，步骤S3包括：将煤液化产物通入液化产物分离单元中的高温分离器， 得到气态物和液固混合物；将液固混合物通入液化产物分离单元中的固液分离器，得到煤 液化清液和煤液化残渣；将煤液化清液通入减压蒸馏塔，并在减压蒸馏塔的底部分离出重 质油浆。
[0014] 进一步地，液化产物分离单元包括依次连接的低温分离器和常压蒸馏塔时，步骤 S3还包括：将气态物通入低温分离器，得到气相煤液化产物和液相煤液化产物；将液相煤 液化产物通入常压蒸馏塔，得到轻质油、中质油和第二重质油。
[0015] 进一步地，煤液化系统包括循环溶剂加氢反应单元时，方法还包括：S4、将第一重 质油和第二重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。
[0016] 进一步地，在步骤Sl中，将25~55wt%的煤粉、0.5~2wt%的第一催化剂、30~ 60wt%的循环溶剂和5~20wt%的重质油衆通入煤衆制备单元中。
[0017] 进一步地，在步骤Sl中，将35~50wt%的煤粉、0.5~2wt%的第一催化剂、40~ 55wt%的循环溶剂和5~15wt%的重质油衆通入煤衆制备单元中。
[0018] 进一步地，煤衆的粘度小于1000 mpa · s。
[0019] 进一步地，在步骤S2中，将煤浆和氢气通入煤液化反应单元，并在13. 5~20MPa 的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加氢反应以形成煤液化产物。
[0020] 进一步地，高温分离器的操作温度为300~420°C，低温分离器的操作温度为35~ 65°C，且位于常压蒸馏塔的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔的侧部的 中质油的抽出温度为200~325°C。
[0021] 进一步地，高温分离器的操作温度为390~420°C，低温分离器的操作温度为50~ 60°C，且位于常压蒸馏塔的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔的侧部的 中质油的抽出温度为220~300°C。
[0022] 进一步地，重质油浆的灰分小于10%，且煤液化清液的灰分小于3%。
[0023] 进一步地，在步骤S4中，将第一重质油和第二重质油通入加氢反应单元的溶剂加 氢反应器，在体积空速为I. 0~2. 0h_ 1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa 的条件下，利用第二催化剂对第一重质油和第二重质油进行加氢反应，并通过加氢反应单 元的分离罐对加氢反应后的产物分离得到循环溶剂。
[0024] 进一步地，第二催化剂为Ni、W、Co和Mo中的任一种或多种。
[0025] 应用本发明的技术方案，本发明提供了一种煤液化系统，由于该煤液化系统中的 减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为煤液化产物的重 质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长 了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，同时也相当于缩短了易反应的煤 粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提高了煤液化产 物中的油收率。
【附图说明】
[0026] 构成本申请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：
[0027] 图1示出了本发明实施方式所提供的煤液化系统的示意图；
[0028] 图2示出了本发明对比例1中的煤液化系统的示意图。
【具体实施方式】
[0029] 需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请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。
[0030] 需要注意的是，这里所使用的术语仅是为了描述【具体实施方式】，而非意图限制根 据本申请的示例性实施方式。如在这里所使用的，除非上下文另外明确指出，否则单数形式 也意图包括复数形式，此外，还应当理解的是，当在本说明书中使用术语"包含"和/或"包 括"时，其指明存在特征、步骤、操作、器件、组件和/或它们的组合。
[0031] 为了便于描述，在这里可以使用空间相对术语，如"在……之上"、"在……上方"、 "在……上表面"、"上面的"等，用来描述如在图中所示的一个器件或特征与其他器件或特 征的空间位置关系。应当理解的是，空间相对术语旨在包含除了器件在图中所描述的方位 之外的在使用或操作中的不同方位。例如，如果附图中的器件被倒置，则描述为"在其他器 件或构造上方"或"在其他器件或构造之上"的器件之后将被定位为"在其他器件或构造下 方"或"在其他器件或构造之下"。因而，示例性术语"在……上方"可以包括"在……上方" 和"在……下方"两种方位。该器件也可以其他不同方式定位（旋转90度或处于其他方 位），并且对这里所 使用的空间相对描述做出相应解释。
[0032] 由【背景技术】可知，现有技术中原料性质对煤液化油收率有很大影响，煤种惰质组 含量高的煤，需要在较苛刻的煤液化反应条件下进行煤液化反应，使得煤液化产物中气产 率增加，而有煤液化产物的油收率反而下降。本发明的发明人针对上述问题进行研宄，提供 了一种煤液化系统，如图1所示，该煤液化系统包括：煤浆制备单元；煤液化反应单元，连接 于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器40、固液分离器 60和减压蒸馏塔110，高温分离器40的入口连接于煤液化反应单元的出口，减压蒸馏塔110 的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0033] 上述煤液化系统中由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制 备单元的入口，从而能够将未反应为目标产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引 入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单 元中的停留时间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进 而降低了煤液化产物中的气产率，提高煤液化产物中的油收率。
[0034] 在本发明提供的煤液化系统中，煤浆制备单元包括煤浆罐10,煤浆罐10具有用于 加入煤粉和催化剂的开口。利用煤粉和第一催化剂在煤浆罐10中制备出油煤浆。应用于 煤炭直接液化中的第一催化剂包括三大类：第一类是钴（Co)、钼（Mo)、镍（Ni)催化剂。催 化活性较高，但这类金属催化剂价格比较昂贵而且丢弃对环境污染比较严重，因此用后需 要回收；第二类是金属化物催化剂，如ZnCl2、SnCl^，属酸性催化剂、裂解能力强，但对 煤液化装置的设备有较强的腐蚀作用；第三类是铁系催化剂，包括含铁的天然矿石、含铁的 工业残渣和各种纯态的铁的化合物（如铁的氧化物、硫化物、氢氧化物等）。
[0035] 煤液化反应单元的组成可以根据现有技术进行设定，优选地，煤液化反应单元包 括依次连接的预热器20和煤液化反应器30,煤浆制备单元的出口连接于预热器20的入口， 煤液化反应器30的出口连接于高温分离器40的入口，预热器20的入口连接于氢气管道。 制备出的油煤浆在反应器中被加热，然后与氢气共同通入到煤液化反应器30中制备出煤 液化产物。其中，该煤液化产物含有小于C 5+气态产物、正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋 喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。更为优选地，煤液化反应单元包括多个串联设置或并联 设置的煤液化反应器30。多个串/并联设置的煤液化反应器30能够有效地提高煤液化产 物的产率，从而提高了煤液化产物最终的油收率。
[0036] 在本发明提供的煤液化系统中，液化产物分离单元中的高温分离器40将通入的 煤液化产物分为气态物和液固混合物。在高温分离器条件下的气态物含小于C 5+气态产物、 正己烷可溶的油，液固混合物含有部分正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青 质及未反应的煤、灰，且液固混合物再通入固液分离器60分离出固体残渣，剩余的液相煤 液化产物通入到减压蒸馏塔110中在塔底分离出重质油浆，并在塔顶分离出重质油，其中， 该重质油浆为未反应为煤液化产物且与原料煤灰分相当的混合反应物。煤液化反应器30 可以采用的是鼓泡床反应器、带强制循环的沸腾床反应器或环流反应器等。
[0037] 在一种优选的实施方式中，煤液化系统还包括加氢反应单元，该加氢反应单元连 接设置于减压蒸馏塔110的塔顶出口和煤浆制备单元的入口之间。被分离出的重质油能 够从减压蒸馏塔110的塔顶油引入溶剂加氢反应器90进行油品加氢，从而制备出煤液化 反应中所需的用于供氢的循环溶剂。上述循环溶剂的馏程为220~455°C，密度为0. 93~ 0. 99g/cm3,总芳烃含量>65%，单环和双环芳烃含量>50% ;由于引入加氢反应单元中的油 品不含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效， 改善了循环溶剂供氢性能，进而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0038] 在本发明提供的煤液化系统中，液化产物分离单元还可以包括与高温分离器40 依次连接的低温分离器50和常压蒸馏塔80,常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔 110的塔顶出口。被高温分离器40分离出来的液固混合物通入到低温分离器50中以分离 出以燃料气为主的气相煤液化产物，剩余的液相煤液化产物再通入到常压蒸馏塔80中，通 过不同的操作温度在塔顶分离出轻质油，在塔侧部分离出重质油，并在塔底分离出重质油。
[0039] 在上述优选的实施方式中，由于常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110 的塔顶出口，因此当煤液化系统包括连接设置于减压蒸馏塔110的塔顶出口和煤浆制备单 元的入口之间的加氢反应单元时，该加氢反应单元同样地连接于上述常压蒸馏塔80的塔 底出口，此时被减压蒸馏塔110分离出的重质油和被常压蒸馏塔80分离出的重质油能够 共同引入溶剂加氢反应器90进行油品加氢，从而制备出煤液化反应中所需的供氢循环溶 剂。并且，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油 部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一步改善了循环溶剂供氢性能，进而更为有效地 提高了煤液化产物中的油收率。
[0040] 在本发明提供的煤液化系统中，加氢反应单元的组成可以根据现有技术进行设 定，优选地，加氢反应单元包括依次连接的溶剂加氢反应器90和分离罐100,且溶剂加氢反 应器90的入口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口，分离罐100的出口连接于煤浆制备单元 的入口。溶剂加氢反应器90可以为固定床反应器亦或是带强制循环的沸腾床反应器，被分 离出的重质油在溶剂加氢反应器90中与氢气充分混合，然后通入分离罐100中被分离为加 氢石脑油和循环溶剂。其中，循环溶剂作为供氢循环溶剂继续通入回煤浆制备单元中。
[0041] 根据本发明的另一方面，提供了一种煤液化的方法，方法包括以下步骤：S1、将煤 粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项煤液化系统中的煤浆制备单元，形 成煤浆；S2、将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形成煤液 化产物；S3、将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分离单元，并在液化产物分离单元 中的减压蒸馏塔110中分离得到第一重质油和重质油浆，重质油浆通过减压蒸馏塔110的 塔底出口通入煤衆制备单元。
[0042] 由于本发明的上述方法利用上述的煤液化系统进行煤液化产物的制备，且该煤液 化系统中减压蒸馏塔110的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为目 标产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反 应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，同时也相当于缩短 了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提 高煤液化产物中的油收率。
[0043] 下面将结合图1更详细地描述根据本发明提供的煤液化的方法的示例性实施方 式。然而，这些示例性实施方式可以由多种不同的形式来实施，并且不应当被解释为只限于 这里所阐述的实施方式。应当理解的是，提供这些实施方式是为了使得本申请的公开彻底 且完整，并且将这些示例性实施方式的构思充分传达给本领域普通技术人员。
[0044] 首先，执行步骤Sl :将煤粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项 煤液化系统中的煤浆制备单元，形成煤浆。其中，上述循环溶剂的馏程为220~455°C，密 度为0. 93~0. 99g/cm3,总芳烃含量>65%，单环和双环芳烃含量>50%。煤浆制备单元包 括煤浆罐10,煤浆罐10具有用于加入煤粉和催化剂的开口，利用煤粉和催化剂在煤浆罐10 中制备出油煤浆。
[0045] 在执行完步骤Sl后，执行步骤S2 :将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应 单元进行煤液化反应，形成煤液化产物。其中，氢气包括注入的新鲜氢气以及在煤液化系统 中被分离出来的循环氢气，煤液化反应单元包括依次连接的预热器20和煤液化反应器30， 煤浆制备单元的出口连接于预热器20的入口，煤液化反应器30的出口连接于高温分离器 40的入口，预热器20的入口连接于氢气管道。制备出的油煤浆在反应器中被加热，然后与 氢气共同通入到煤液化反应器30中制备出煤液化产物。该煤液化产物含小于C 5+气态产 物、正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。更为优选地，煤 液化反应单元包括多个串联设置或并联设置的煤液化反应器30。多个串/并联设置的煤液 化反应器30能够有效地提高煤液化产物的产率，从而提高了煤液化产物最终的油收率。
[0046] 在一种优选的实施方式中，可以将煤衆和氢气通入煤液化反应单兀，并在13. 5~ 20MPa的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加氢反应以形成煤液化产物。在上述优选 的参数范围内，油煤浆和氢气能够得到更为有效地利用，通过提高煤液化产物的产出效率， 从而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0047] 在执行完步骤S2后，执行步骤S3 :将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分 离单元，并在液化产物分离单元中的减压蒸馏塔110中分离得到第一重质油和重质油浆， 重质油浆通过减压蒸馏塔110的塔底出口通入煤浆制备单元。通过上述步骤能够将未反应 为目标产物且与原料煤灰分相当的的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反 应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油衆在煤液化反应单元中的停留 时间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤 液化产物中的气产率，提高煤液化产物中的油收率。
[0048] 步骤S3可以包括：将煤液化产物通入液化产物分离单元中的高温分离器40,得到 气态物和液固混合物；将液固混合物通入液化产物分离单元中的固液分离器60，得到煤液 化清液和煤液化残渣；将煤液化清液通入减压蒸馏塔110,并在减压蒸馏塔110的底部分离 出重质油浆。其中，在高温分离器条件下的气态物含小于C 5+气态产物、正己烷可溶的油，液 固混合物含有部分正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。 固液分离器60可采用沉降法、离心法、压滤法，再通过桨叶干燥法亦或是微波干燥法等。
[0049] 高温分离器40的操作温度可以为300~420°C，更为优选地，高温分离器40的操 作温度为390~420°C。在上述优选的参数范围内，进入高温分离器40的煤液化产物能够 被更为有效地分离为气态物和液固混合物。
[0050] 优选地，通过上述固液分离器60的煤液化清液的灰分小于3%，优选地，灰分小于 1. 5% ;并且，优选地，通过上述减压蒸馏塔110得到的重质油浆的灰分小于10%，更为优选 地，重质油浆的灰分小于5%。上述优选的煤液化清液的灰分能够使重质油浆的灰分非常接 近于通入煤浆制备单元的煤粉的灰分，从而将重质油浆通回煤浆制备单元进行回收再利用 时，能够有效地降低对煤浆制备造成的影响。
[0051] 在上述优选的实施方式中，液化产物分离单元中的高温分离器40将通入的煤液 化产物分为气态物和液固混合物，其中液固混合物再通入固液分离器60分离出固体残渣， 剩余的液相煤液化产物通入到减压蒸馏塔110中在塔底分离出重质油浆，并在塔顶分离出 重质油，其中，该重质油浆为未反应为煤液化产物的混合反应物。
[0052] 煤液化系统还可以包括加氢反应单元，该加氢反应单元连接设置于减压蒸馏塔 110的塔顶出口和煤浆制备单元的入口之间。此时本发明中煤液化的方法还可以包括将第 一重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。
[0053] 在上述优选的实施方式中，被分离出的重质油能够从减压蒸馏塔110的塔顶油引 入加氢反应单元进行油品加氢，从而制备出煤液化反应中所需的供氢循环溶剂。一方面，可 以仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有比较优良供氢性能的循环溶 剂，从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质组分过度加氢，而重质组分不 能有效加氢的弊端；另一方面，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶 剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，改善了循环溶剂的供氢性能， 进而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0054] 液化产物分离单元还可以包括与高温分离器40依次连接的低温分离器50和常压 蒸馏塔80,常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口。此时步骤S3还 包括：将气态物通入低温分离器50,得到气相煤液化产物和液相煤液化产物；将液相煤液 化产物通入常压蒸馏塔80进行油品切割分离，得到轻质油、中质油和第二重质油。其中，气 相煤液化产物以燃料气和氢气为主，氢气作为循环氢气被通回到煤液化反应单元中。
[0055] 在一种优选的实施方式中，低温分离器50的操作温度为35~65°C，且位于常压蒸 馏塔80的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔80的侧部的中质油的抽 出温度为200~325°C。更为优选地，低温分离器50的操作温度为50~60°C，位于常压蒸 馏塔80的侧部的中质油的抽出温度为220~300°C。在上述优选的参数范围内，进入低温 分离器50的气态物能够被更为有效地分离为气相煤液化产物和液相煤液化产物；另一方 面，被分离出来的液相煤液化产物在上述温度范围内，也可以有效地分离出轻质油、中质油 和重质油。
[0056] 在上述优选的实施方式中，当煤液化系统包括加氢反应单元时，由于常压蒸馏塔 80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口，因此该加氢反应单元同样地连接于上述 常压蒸馏塔80的塔底出口，此时本发明煤液化的方法还包括步骤S4将第一重质油和第二 重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。一方面，可以 仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有比较优良供氢性能的循环溶剂， 从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质组分过度加氢，而重质组分不能 有效加氢的弊端；另一方面，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶剂 组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一步改善了循环溶剂的供氢 性能，进而更为有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0057] 在上述步骤S4中，可以将第一重质油和第二重质油通入加氢反应单元的溶剂加 氢反应器90,利用第二催化剂对第一重质油和第二重质油进行加氢反应，并通过加氢反应 单元的分离罐100对加氢反应后的产物分离得到循环溶剂。优选地，上述加氢反应在体积 空速为I. 0~2. 0h_ 1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa的条件下进行， 第二催化剂可以为Ni、W、Co和Mo中的任一种或多种。在上述优选的工艺条件下，能够有效 地提高循环溶剂中的氢含量。
[0058] 在一种优选的实施方式中，将来自加氢反应单元的循环溶剂、来自减压蒸馏塔110 的重质油浆与煤粉和第一催化剂一起通入到煤浆制备单元中，其中，更为优选地，煤粉的重 量百分比为25~55wt%、第一催化剂的重量百分比为0. 5~2wt%、循环溶剂的重量百分 比为30~60wt%以及重质油衆的重量百分比为5~20wt%。在上述优选的参数范围内， 催化剂等反应物能够得到更为有效地利用，从而有效地制备出油煤浆，提高了煤液化产物 中的油收率。更为优选地，将35~50wt%的煤粉、0. 5~2wt%的第一催化剂、40~55wt% 的循环溶剂和5~15wt%的重质油浆通入煤浆制备单元中。上述优选的参数范围能够进 一步有效地利用催化剂等反应物，进而提高了油煤浆的制备效率；并且，优选地，煤浆罐10 中所配制的油煤浆在60°C时的黏度小于1000 mpa *s，从而确保了其具有良好的管输泵送性 能。
[0059] 下面将结合实施例进一步说明本申请提供的煤液化的方法。
[0060] 实施例1
[0061] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0062] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为230°C，密度为0. 96g/cm3,总芳烃含量 71 %，单环和双环芳烃含量54%的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按40 :45 :15 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐 中制得黏度粘度为500mpa · s的煤浆；
[0063] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在19MPa的氢分压下进 行温度为455°C的热解加氢反应，获得煤液化产物；煤液 化产物引入进入操作温度400°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气 态物进入操作温度54°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0064] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度140°C，侧线中质油抽出温度200°C ;
[0065] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为1. 5%的煤液化清液和平均灰分为32%的煤液化残渣，煤液化清液在 减压蒸馏塔塔底获得平均灰分为8%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单 元中；
[0066] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶 剂加氢反应器，利用Ni作为催化剂在体积空速为I. 5h_ 1、操作温度为380°C和氢分压为 14. 5MPa的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0067] 实施例2
[0068] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0069] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为220°C，密度为0. 93g/cm3,总芳烃含量 65 %，单环和双环芳烃含量51 %的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按45 :50 :5 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐中 制得黏度粘度为300mpa · s的煤浆；
[0070] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在13. 5MPa的氢分压下进行温度为435°C的热解加氢反应获得煤液化产物；煤液 化产物引入进入操作温度390°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气 态物进入操作温度35°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0071] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度120°C，侧线中质油抽出温度220°C ;
[0072] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为3 %的煤液化清液和平均灰分为30 %的煤液化残渣，煤液化清液在减 压蒸馏塔塔底获得平均灰分为10%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单元 中；
[0073] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶剂 加氢反应器，利用W作为催化剂在体积空速为ItT 1、操作温度为360°C和氢分压为13. 5MPa 的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0074] 实施例3
[0075] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0076] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为455°C，密度为0. 99g/cm3,总芳烃含量 74 %，单环和双环芳烃含量58 %的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按45 :35 :20 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐 中制得黏度粘度为1000 mpa · s的煤浆；
[0077] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在20MPa的氢分压下进行温度为470°C的热解加氢反应获得煤液化产物；煤液化 产物引入进入操作温度420°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气态 物进入操作温度65°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0078] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度145°C，侧线中质油抽出温度325°C ;
[0079] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为1 %的煤液化清液和平均灰分为35 %的煤液化残渣，煤液化清液在减 压蒸馏塔塔底获得平均灰分为5%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单元 中；
[0080] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶剂 加氢反应器，利用Co作为催化剂在体积空速为2h _ 1、操作温度为400°C和氢分压为20MPa 的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0081] 表1煤样分析数据
[0082]
[0083] 对比例1
[0084] 本对比例提供的煤液化的方法包括：
[0085] 采用现有技术中的煤液化系统进行试验实施工作，煤液化系统的结构如图2所 示。原料煤为神东煤，基本性质见表1。在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、循环溶 剂及神华863纳米级催化剂-水合氧化铁（FeOOH)催化剂按40 :45 :1比例混配，其中，铁系 催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐中制得黏度粘度为500mpa · s的煤浆；
[0086] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器（煤液化反应器）中进行煤液化反应，煤液化反应温度455°C、反应压力19MPa ;煤液 化产物引入进入操作温度400°C的高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物， 气态物进入操作温度54°C、操作压力18. 4MPa低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤 液化产物，液固混合物进入减压蒸馏塔以分离出液相煤液化产物和煤液化残渣；
[0087] 气相煤液化产物中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次 引入煤浆制备单元的煤浆罐，气相煤液化产物中的燃料气排出系统；
[0088] 将液相煤液化产物依次通入溶剂加氢反应器进行液相油品全馏分加氢，然后将加 氢产品通入常压蒸馏塔进行蒸馏，分离出轻质油、中质油和重质油，流程大于220°C的中质 油和重质油作为供氢的循环溶剂，通回到煤浆制备单元中。
[0089] 对上述实施例1至3和对比例1中的煤液化结果进行测试：
[0090] 气态物（即气相产物）用气相色谱仪进行组成分析；液固混合物（即液固相产物） 依次用正己烷和四氢呋喃进行索氏抽提分离，定义正己烷可溶物为油，正己烷不溶且四氢 呋喃可溶的物质为沥青质，且四氢呋喃不溶物为未反应煤和灰分。各种产率的计算均以干 燥无灰煤（daf煤）为基准，各种产率定义如下：
[0091] 油收率：正己烷可溶物/daf煤；水产率：生成水/daf煤汽产率：尾气中不包括 4的不凝气/daf煤；氢耗：（新鲜H 2-尾气中H 2) /daf煤；煤转化率：1 一（残渣THF不溶 物一残渣未氧化态灰）/daf煤（残渣未氧化态灰指的是按进入煤浆中的铁、硫和其它无机 物的实际重量加煤中的灰的重量）；沥青质：（残渣中正己烷不溶物一四氢呋喃不溶物）/ daf 煤。
[0092] 试验结果见表2:
[0093] 表2实施例与对比例煤液化结果
[0094]
[0095] 从上表可以看出，实施例1至3与对比例1的煤转化率相当，但实施例1至3的油 收率更高，气产率、水产率和沥青质更低，且氢耗更低。
[0096] 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：
[0097] 1、由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从 而能够将未反应为煤液化产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单 元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时 间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液 化产物中的气产率，提高了煤液化产物中的油收率；
[0098] 2、由于是将被分离出来的重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶 剂通入煤浆制备单元，不仅能够仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有 比较优良供氢性能的循环溶剂，从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质 组分过度加氢，而重质组分不能有效加氢的弊端，而且由于引入加氢反应单元中的油品不 含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一 步改善了循环溶剂的供氢性能，进而更为有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0099] 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。
【主权项】
1. 一种煤液化系统，其特征在于，包括： 煤浆制备单元； 煤液化反应单元，连接于所述煤浆制备单元的出口； 液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器（40)、固液分离器（60)和减压蒸馏塔 (110)，所述高温分离器（40)的入口连接于所述煤液化反应单元的出口，所述减压蒸馏塔 (110)的塔底出口连接于所述煤浆制备单元的入口。2. 根据权利要求1所述的煤液化系统，其特征在于，所述液化产物分离单元还包括与 所述高温分离器（40)依次连接的低温分离器（50)和常压蒸馏塔（80)，所述常压蒸馏塔 (80 )的塔底出口连接于所述减压蒸馏塔（110 )的塔顶出口。3. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化系统还包括： 加氢反应单元，连接设置于所述减压蒸馏塔（110)的塔顶出口和所述煤浆制备单元的 入口之间。4. 根据权利要求3所述的煤液化系统，其特征在于，所述加氢反应单元包括依次连接 的溶剂加氢反应器（90 )和分离罐（100 )，且所述溶剂加氢反应器（90 )的入口连接于所述减 压蒸馏塔（110)的塔顶出口，所述分离罐（100)的出口连接于所述煤浆制备单元的入口。5. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化反应单元包括依 次连接的预热器（20)和煤液化反应器（30)，所述煤浆制备单元的出口连接于所述预热器 (20)的入口，所述煤液化反应器（30)的出口连接于高温分离器（40)的入口，所述预热器 (20)的入口连接于氢气管道。6. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，煤浆制备单元包括煤浆罐 (10 )，所述煤浆罐（10 )具有用于加入煤粉和第一催化剂的开口。7. 根据权利要求5所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化反应单元包括多个串 联设置或并联设置的所述煤液化反应器（30 )。8. -种煤液化的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤： 51、 将煤粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项所述煤液化系统中的 煤浆制备单元，形成煤浆； 52、 将氢气和所述煤浆通入所述煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形 成煤液化产物； 53、 将所述煤液化产物通入所述煤液化系统中的液化产物分离单元，并在所述液化产 物分离单元中的减压蒸馏塔（110)中分离得到第一重质油和重质油浆，所述重质油浆通过 所述减压蒸馏塔（110)的塔底出口通入所述煤浆制备单元。9. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述步骤S3包括： 将所述煤液化产物通入所述液化产物分离单元中的高温分离器（40)，得到气态物和液 固混合物； 将所述液固混合物通入所述液化产物分离单元中的固液分离器（60)，得到煤液化清液 和煤液化残渣； 将所述煤液化清液通入所述减压蒸馏塔（110)，并在所述减压蒸馏塔（110)的底部分 离出所述重质油浆。10. 根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述液化产物分离单元包括依次连接的 低温分离器（50)和常压蒸馏塔（80)时，所述步骤S3还包括： 将所述气态物通入所述低温分离器（50 )，得到气相煤液化产物和液相煤液化产物； 将所述液相煤液化产物通入所述常压蒸馏塔（80)，得到轻质油、中质油和第二重质油。11. 根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述煤液化系统包括循环溶剂加氢反 应单元时，所述方法还包括： S4、将所述第一重质油和所述第二重质油通入所述加氢反应单元，得到所述循环溶剂， 并将所述循环溶剂通入所述煤浆制备单元。12. 根据权利要求11所述的方法，其特征在于，在所述步骤Sl中，将25~55wt%的所 述煤粉、〇. 5~2wt%的所述第一催化剂、30~60wt%的所述循环溶剂和5~20wt%的所述 重质油浆通入所述煤浆制备单元中。13. 根据权利要求12所述的方法，其特征在于，在所述步骤Sl中，将35~50wt%的所 述煤粉、〇. 5~2wt%的所述第一催化剂、40~55wt%的所述循环溶剂和5~15wt%的所述 重质油浆通入所述煤浆制备单元中。14. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述煤衆的粘度小于1000 mpa?s。15. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，在所述步骤S2中，将所述煤浆和氢气通 入所述煤液化反应单元，并在13. 5~20MPa的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加 氢反应以形成所述煤液化产物。16. 根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述高温分离器（40)的操作温度为 300~420°C，所述低温分离器（50)的操作温度为35~65°C，且位于所述常压蒸馏塔（80) 的塔顶的所述轻质油的抽出温度小于145°C，位于所述常压蒸馏塔（80)的侧部的所述中质 油的抽出温度为200~325 °C。17. 根据权利要求16所述的方法，其特征在于，所述高温分离器（40)的操作温度为 390~420°C，所述低温分离器（50)的操作温度为50~60°C，且位于所述常压蒸馏塔（80) 的塔顶的所述轻质油的抽出温度小于145°C，位于所述常压蒸馏塔（80)的侧部的所述中质 油的抽出温度为220~300 °C。18. 根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述重质油浆的灰分小于10%，且所述煤 液化清液的灰分小于3%。19. 根据权利要求11所述的方法，其特征在于，在所述步骤S4中，将所述第一重质油 和所述第二重质油通入所述加氢反应单元的溶剂加氢反应器（90)，在体积空速为I. 0~ 2.OtT1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa的条件下，利用第二催化剂对所 述第一重质油和所述第二重质油进行加氢反应，并通过所述加氢反应单元的分离罐（100) 对所述加氢反应后的产物分离得到所述循环溶剂。20. 根据权利要求19所述的方法，其特征在于，所述第二催化剂为Ni、W、Co和Mo中的 任一种或多种。
【专利摘要】本发明提供了一种煤液化系统及煤液化的方法，该煤液化系统包括：煤浆制备单元；煤液化反应单元，连接于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器、固液分离器和减压蒸馏塔，高温分离器的入口连接于煤液化反应单元的出口，减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为煤液化产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提高了煤液化产物中的油收率。
【IPC分类】C10G1/08
【公开号】CN104893751
【申请号】CN201510370238
【发明人】王洪学, 李克健, 章序文, 杨葛灵, 程时富, 高山松, 吴剑平, 李永伦
【申请人】神华集团有限责任公司, 中国神华煤制油化工有限公司, 中国神华煤制油化工有限公司上海研究院
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2015年6月29日
【技术领域】
[0001] 本发明涉及煤制油技术领域，具体而言，涉及一种煤液化系统及煤液化的方法。
【背景技术】
[0002] 煤直接液化是把固体状态的煤炭，在一定温度、压力和催化剂作用下，直接与氢气 反应，是煤炭直接转化成为液体油品的工艺技术，也是煤炭高效洁净利用技术的重要方向 之一。
[0003] 在既定的工艺条件下，限制煤液化油收率有两个关键性因素，一个是循环溶剂的 供氢性能、另一个是原料性质。现有煤液化系统中加工循环溶剂的工序为：先经煤液化油品 全馏分加氢，再经分馏切割获得供氢循环溶剂。该工艺存在不能有效对循环溶剂馏分进行 加氢的缺陷，即轻质组分过度加氢，重质组分（循环溶剂馏分）未能有效加氢，从而导致循 环溶剂供氢性能下降，煤液化效能变差，油收率降低；另一方面，原料性质对煤液化油收率 有很大影响，煤种惰质组含量高的煤，需要在较苛刻的煤液化反应条件下进行煤液化反应， 以提升煤的转化率，但油收率不尽如人意。这是由于在相同的反应条件下，煤中易反应的镜 质组很快转化热解为自由基碎片，如果为了惰质组进一步转化，反应采用了比较苛刻的条 件，这些热解的自由基碎片可裂解为更小的自由基碎片，经过加氢成为气相，使得煤液化产 物中气产率增加，而有煤液化产物的油收率反而下降。
【发明内容】
[0004] 本发明的主要目的在于提供一种煤液化系统及煤液化的方法，以解决现有技术的 煤液化系统中油收率较低的问题。
[0005] 为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种煤液化系统，包括：煤浆 制备单元；煤液化反应单元，连接于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连 接的高温分离器、固液分离器和减压蒸馏塔，高温分离器的入口连接于煤液化反应单元的 出口，减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0006] 进一步地，液化产物分离单元还包括与高温分离器依次连接的低温分离器和常压 蒸馏塔，常压蒸馏塔的塔底出口连接于减压蒸馏塔的塔顶出口。
[0007] 进一步地，煤液化系统还包括：加氢反应单元，连接设置于减压蒸馏塔的塔顶出口 和煤浆制备单元的入口之间。
[0008] 进一步地，加氢反应单元包括依次连接的溶剂加氢反应器和分离罐，且溶剂加氢 反应器的入口连接于减压蒸馏塔的塔顶出口，分离罐的出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0009] 进一步地，煤液化反应单元包括依次连接的预热器和煤液化反应器，煤浆制备单 元的出口连接于预热器的入口，煤液化反应器的出口连接于高温分离器的入口，预热器的 入口连接于氢气管道。
[0010] 进一步地，煤浆制备单元包括煤浆罐，煤浆罐具有用于加入煤粉和第一催化剂的 开口。
[0011] 进一步地，煤液化反应单元包括多个串联设置或并联设置的煤液化反应器。
[0012] 根据本发明的另一方面，提供了一种煤液化的方法，方法包括以下步骤：S1、将煤 粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项煤液化系统中的煤浆制备单元，形 成煤浆；S2、将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形成煤液 化产物；S3、将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分离单元，并在液化产物分离单元 中的减压蒸馏塔中分离得到第一重质油和重质油浆，重质油浆通过减压蒸馏塔的塔底出口 通入煤楽·制备单元。
[0013] 进一步地，步骤S3包括：将煤液化产物通入液化产物分离单元中的高温分离器， 得到气态物和液固混合物；将液固混合物通入液化产物分离单元中的固液分离器，得到煤 液化清液和煤液化残渣；将煤液化清液通入减压蒸馏塔，并在减压蒸馏塔的底部分离出重 质油浆。
[0014] 进一步地，液化产物分离单元包括依次连接的低温分离器和常压蒸馏塔时，步骤 S3还包括：将气态物通入低温分离器，得到气相煤液化产物和液相煤液化产物；将液相煤 液化产物通入常压蒸馏塔，得到轻质油、中质油和第二重质油。
[0015] 进一步地，煤液化系统包括循环溶剂加氢反应单元时，方法还包括：S4、将第一重 质油和第二重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。
[0016] 进一步地，在步骤Sl中，将25~55wt%的煤粉、0.5~2wt%的第一催化剂、30~ 60wt%的循环溶剂和5~20wt%的重质油衆通入煤衆制备单元中。
[0017] 进一步地，在步骤Sl中，将35~50wt%的煤粉、0.5~2wt%的第一催化剂、40~ 55wt%的循环溶剂和5~15wt%的重质油衆通入煤衆制备单元中。
[0018] 进一步地，煤衆的粘度小于1000 mpa · s。
[0019] 进一步地，在步骤S2中，将煤浆和氢气通入煤液化反应单元，并在13. 5~20MPa 的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加氢反应以形成煤液化产物。
[0020] 进一步地，高温分离器的操作温度为300~420°C，低温分离器的操作温度为35~ 65°C，且位于常压蒸馏塔的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔的侧部的 中质油的抽出温度为200~325°C。
[0021] 进一步地，高温分离器的操作温度为390~420°C，低温分离器的操作温度为50~ 60°C，且位于常压蒸馏塔的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔的侧部的 中质油的抽出温度为220~300°C。
[0022] 进一步地，重质油浆的灰分小于10%，且煤液化清液的灰分小于3%。
[0023] 进一步地，在步骤S4中，将第一重质油和第二重质油通入加氢反应单元的溶剂加 氢反应器，在体积空速为I. 0~2. 0h_ 1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa 的条件下，利用第二催化剂对第一重质油和第二重质油进行加氢反应，并通过加氢反应单 元的分离罐对加氢反应后的产物分离得到循环溶剂。
[0024] 进一步地，第二催化剂为Ni、W、Co和Mo中的任一种或多种。
[0025] 应用本发明的技术方案，本发明提供了一种煤液化系统，由于该煤液化系统中的 减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为煤液化产物的重 质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长 了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，同时也相当于缩短了易反应的煤 粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提高了煤液化产 物中的油收率。
【附图说明】
[0026] 构成本申请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：
[0027] 图1示出了本发明实施方式所提供的煤液化系统的示意图；
[0028] 图2示出了本发明对比例1中的煤液化系统的示意图。
【具体实施方式】
[0029] 需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请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。
[0030] 需要注意的是，这里所使用的术语仅是为了描述【具体实施方式】，而非意图限制根 据本申请的示例性实施方式。如在这里所使用的，除非上下文另外明确指出，否则单数形式 也意图包括复数形式，此外，还应当理解的是，当在本说明书中使用术语"包含"和/或"包 括"时，其指明存在特征、步骤、操作、器件、组件和/或它们的组合。
[0031] 为了便于描述，在这里可以使用空间相对术语，如"在……之上"、"在……上方"、 "在……上表面"、"上面的"等，用来描述如在图中所示的一个器件或特征与其他器件或特 征的空间位置关系。应当理解的是，空间相对术语旨在包含除了器件在图中所描述的方位 之外的在使用或操作中的不同方位。例如，如果附图中的器件被倒置，则描述为"在其他器 件或构造上方"或"在其他器件或构造之上"的器件之后将被定位为"在其他器件或构造下 方"或"在其他器件或构造之下"。因而，示例性术语"在……上方"可以包括"在……上方" 和"在……下方"两种方位。该器件也可以其他不同方式定位（旋转90度或处于其他方 位），并且对这里所 使用的空间相对描述做出相应解释。
[0032] 由【背景技术】可知，现有技术中原料性质对煤液化油收率有很大影响，煤种惰质组 含量高的煤，需要在较苛刻的煤液化反应条件下进行煤液化反应，使得煤液化产物中气产 率增加，而有煤液化产物的油收率反而下降。本发明的发明人针对上述问题进行研宄，提供 了一种煤液化系统，如图1所示，该煤液化系统包括：煤浆制备单元；煤液化反应单元，连接 于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器40、固液分离器 60和减压蒸馏塔110，高温分离器40的入口连接于煤液化反应单元的出口，减压蒸馏塔110 的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。
[0033] 上述煤液化系统中由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制 备单元的入口，从而能够将未反应为目标产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引 入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单 元中的停留时间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进 而降低了煤液化产物中的气产率，提高煤液化产物中的油收率。
[0034] 在本发明提供的煤液化系统中，煤浆制备单元包括煤浆罐10,煤浆罐10具有用于 加入煤粉和催化剂的开口。利用煤粉和第一催化剂在煤浆罐10中制备出油煤浆。应用于 煤炭直接液化中的第一催化剂包括三大类：第一类是钴（Co)、钼（Mo)、镍（Ni)催化剂。催 化活性较高，但这类金属催化剂价格比较昂贵而且丢弃对环境污染比较严重，因此用后需 要回收；第二类是金属化物催化剂，如ZnCl2、SnCl^，属酸性催化剂、裂解能力强，但对 煤液化装置的设备有较强的腐蚀作用；第三类是铁系催化剂，包括含铁的天然矿石、含铁的 工业残渣和各种纯态的铁的化合物（如铁的氧化物、硫化物、氢氧化物等）。
[0035] 煤液化反应单元的组成可以根据现有技术进行设定，优选地，煤液化反应单元包 括依次连接的预热器20和煤液化反应器30,煤浆制备单元的出口连接于预热器20的入口， 煤液化反应器30的出口连接于高温分离器40的入口，预热器20的入口连接于氢气管道。 制备出的油煤浆在反应器中被加热，然后与氢气共同通入到煤液化反应器30中制备出煤 液化产物。其中，该煤液化产物含有小于C 5+气态产物、正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋 喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。更为优选地，煤液化反应单元包括多个串联设置或并联 设置的煤液化反应器30。多个串/并联设置的煤液化反应器30能够有效地提高煤液化产 物的产率，从而提高了煤液化产物最终的油收率。
[0036] 在本发明提供的煤液化系统中，液化产物分离单元中的高温分离器40将通入的 煤液化产物分为气态物和液固混合物。在高温分离器条件下的气态物含小于C 5+气态产物、 正己烷可溶的油，液固混合物含有部分正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青 质及未反应的煤、灰，且液固混合物再通入固液分离器60分离出固体残渣，剩余的液相煤 液化产物通入到减压蒸馏塔110中在塔底分离出重质油浆，并在塔顶分离出重质油，其中， 该重质油浆为未反应为煤液化产物且与原料煤灰分相当的混合反应物。煤液化反应器30 可以采用的是鼓泡床反应器、带强制循环的沸腾床反应器或环流反应器等。
[0037] 在一种优选的实施方式中，煤液化系统还包括加氢反应单元，该加氢反应单元连 接设置于减压蒸馏塔110的塔顶出口和煤浆制备单元的入口之间。被分离出的重质油能 够从减压蒸馏塔110的塔顶油引入溶剂加氢反应器90进行油品加氢，从而制备出煤液化 反应中所需的用于供氢的循环溶剂。上述循环溶剂的馏程为220~455°C，密度为0. 93~ 0. 99g/cm3,总芳烃含量>65%，单环和双环芳烃含量>50% ;由于引入加氢反应单元中的油 品不含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效， 改善了循环溶剂供氢性能，进而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0038] 在本发明提供的煤液化系统中，液化产物分离单元还可以包括与高温分离器40 依次连接的低温分离器50和常压蒸馏塔80,常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔 110的塔顶出口。被高温分离器40分离出来的液固混合物通入到低温分离器50中以分离 出以燃料气为主的气相煤液化产物，剩余的液相煤液化产物再通入到常压蒸馏塔80中，通 过不同的操作温度在塔顶分离出轻质油，在塔侧部分离出重质油，并在塔底分离出重质油。
[0039] 在上述优选的实施方式中，由于常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110 的塔顶出口，因此当煤液化系统包括连接设置于减压蒸馏塔110的塔顶出口和煤浆制备单 元的入口之间的加氢反应单元时，该加氢反应单元同样地连接于上述常压蒸馏塔80的塔 底出口，此时被减压蒸馏塔110分离出的重质油和被常压蒸馏塔80分离出的重质油能够 共同引入溶剂加氢反应器90进行油品加氢，从而制备出煤液化反应中所需的供氢循环溶 剂。并且，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油 部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一步改善了循环溶剂供氢性能，进而更为有效地 提高了煤液化产物中的油收率。
[0040] 在本发明提供的煤液化系统中，加氢反应单元的组成可以根据现有技术进行设 定，优选地，加氢反应单元包括依次连接的溶剂加氢反应器90和分离罐100,且溶剂加氢反 应器90的入口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口，分离罐100的出口连接于煤浆制备单元 的入口。溶剂加氢反应器90可以为固定床反应器亦或是带强制循环的沸腾床反应器，被分 离出的重质油在溶剂加氢反应器90中与氢气充分混合，然后通入分离罐100中被分离为加 氢石脑油和循环溶剂。其中，循环溶剂作为供氢循环溶剂继续通入回煤浆制备单元中。
[0041] 根据本发明的另一方面，提供了一种煤液化的方法，方法包括以下步骤：S1、将煤 粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项煤液化系统中的煤浆制备单元，形 成煤浆；S2、将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形成煤液 化产物；S3、将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分离单元，并在液化产物分离单元 中的减压蒸馏塔110中分离得到第一重质油和重质油浆，重质油浆通过减压蒸馏塔110的 塔底出口通入煤衆制备单元。
[0042] 由于本发明的上述方法利用上述的煤液化系统进行煤液化产物的制备，且该煤液 化系统中减压蒸馏塔110的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为目 标产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反 应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，同时也相当于缩短 了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提 高煤液化产物中的油收率。
[0043] 下面将结合图1更详细地描述根据本发明提供的煤液化的方法的示例性实施方 式。然而，这些示例性实施方式可以由多种不同的形式来实施，并且不应当被解释为只限于 这里所阐述的实施方式。应当理解的是，提供这些实施方式是为了使得本申请的公开彻底 且完整，并且将这些示例性实施方式的构思充分传达给本领域普通技术人员。
[0044] 首先，执行步骤Sl :将煤粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项 煤液化系统中的煤浆制备单元，形成煤浆。其中，上述循环溶剂的馏程为220~455°C，密 度为0. 93~0. 99g/cm3,总芳烃含量>65%，单环和双环芳烃含量>50%。煤浆制备单元包 括煤浆罐10,煤浆罐10具有用于加入煤粉和催化剂的开口，利用煤粉和催化剂在煤浆罐10 中制备出油煤浆。
[0045] 在执行完步骤Sl后，执行步骤S2 :将氢气和煤浆通入煤液化系统中的煤液化反应 单元进行煤液化反应，形成煤液化产物。其中，氢气包括注入的新鲜氢气以及在煤液化系统 中被分离出来的循环氢气，煤液化反应单元包括依次连接的预热器20和煤液化反应器30， 煤浆制备单元的出口连接于预热器20的入口，煤液化反应器30的出口连接于高温分离器 40的入口，预热器20的入口连接于氢气管道。制备出的油煤浆在反应器中被加热，然后与 氢气共同通入到煤液化反应器30中制备出煤液化产物。该煤液化产物含小于C 5+气态产 物、正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。更为优选地，煤 液化反应单元包括多个串联设置或并联设置的煤液化反应器30。多个串/并联设置的煤液 化反应器30能够有效地提高煤液化产物的产率，从而提高了煤液化产物最终的油收率。
[0046] 在一种优选的实施方式中，可以将煤衆和氢气通入煤液化反应单兀，并在13. 5~ 20MPa的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加氢反应以形成煤液化产物。在上述优选 的参数范围内，油煤浆和氢气能够得到更为有效地利用，通过提高煤液化产物的产出效率， 从而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0047] 在执行完步骤S2后，执行步骤S3 :将煤液化产物通入煤液化系统中的液化产物分 离单元，并在液化产物分离单元中的减压蒸馏塔110中分离得到第一重质油和重质油浆， 重质油浆通过减压蒸馏塔110的塔底出口通入煤浆制备单元。通过上述步骤能够将未反应 为目标产物且与原料煤灰分相当的的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反 应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油衆在煤液化反应单元中的停留 时间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤 液化产物中的气产率，提高煤液化产物中的油收率。
[0048] 步骤S3可以包括：将煤液化产物通入液化产物分离单元中的高温分离器40,得到 气态物和液固混合物；将液固混合物通入液化产物分离单元中的固液分离器60，得到煤液 化清液和煤液化残渣；将煤液化清液通入减压蒸馏塔110,并在减压蒸馏塔110的底部分离 出重质油浆。其中，在高温分离器条件下的气态物含小于C 5+气态产物、正己烷可溶的油，液 固混合物含有部分正己烷可溶的油、正己烷不溶四氢呋喃可溶的沥青质及未反应的煤、灰。 固液分离器60可采用沉降法、离心法、压滤法，再通过桨叶干燥法亦或是微波干燥法等。
[0049] 高温分离器40的操作温度可以为300~420°C，更为优选地，高温分离器40的操 作温度为390~420°C。在上述优选的参数范围内，进入高温分离器40的煤液化产物能够 被更为有效地分离为气态物和液固混合物。
[0050] 优选地，通过上述固液分离器60的煤液化清液的灰分小于3%，优选地，灰分小于 1. 5% ;并且，优选地，通过上述减压蒸馏塔110得到的重质油浆的灰分小于10%，更为优选 地，重质油浆的灰分小于5%。上述优选的煤液化清液的灰分能够使重质油浆的灰分非常接 近于通入煤浆制备单元的煤粉的灰分，从而将重质油浆通回煤浆制备单元进行回收再利用 时，能够有效地降低对煤浆制备造成的影响。
[0051] 在上述优选的实施方式中，液化产物分离单元中的高温分离器40将通入的煤液 化产物分为气态物和液固混合物，其中液固混合物再通入固液分离器60分离出固体残渣， 剩余的液相煤液化产物通入到减压蒸馏塔110中在塔底分离出重质油浆，并在塔顶分离出 重质油，其中，该重质油浆为未反应为煤液化产物的混合反应物。
[0052] 煤液化系统还可以包括加氢反应单元，该加氢反应单元连接设置于减压蒸馏塔 110的塔顶出口和煤浆制备单元的入口之间。此时本发明中煤液化的方法还可以包括将第 一重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。
[0053] 在上述优选的实施方式中，被分离出的重质油能够从减压蒸馏塔110的塔顶油引 入加氢反应单元进行油品加氢，从而制备出煤液化反应中所需的供氢循环溶剂。一方面，可 以仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有比较优良供氢性能的循环溶 剂，从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质组分过度加氢，而重质组分不 能有效加氢的弊端；另一方面，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶 剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，改善了循环溶剂的供氢性能， 进而有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0054] 液化产物分离单元还可以包括与高温分离器40依次连接的低温分离器50和常压 蒸馏塔80,常压蒸馏塔80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口。此时步骤S3还 包括：将气态物通入低温分离器50,得到气相煤液化产物和液相煤液化产物；将液相煤液 化产物通入常压蒸馏塔80进行油品切割分离，得到轻质油、中质油和第二重质油。其中，气 相煤液化产物以燃料气和氢气为主，氢气作为循环氢气被通回到煤液化反应单元中。
[0055] 在一种优选的实施方式中，低温分离器50的操作温度为35~65°C，且位于常压蒸 馏塔80的塔顶的轻质油的抽出温度小于145°C，位于常压蒸馏塔80的侧部的中质油的抽 出温度为200~325°C。更为优选地，低温分离器50的操作温度为50~60°C，位于常压蒸 馏塔80的侧部的中质油的抽出温度为220~300°C。在上述优选的参数范围内，进入低温 分离器50的气态物能够被更为有效地分离为气相煤液化产物和液相煤液化产物；另一方 面，被分离出来的液相煤液化产物在上述温度范围内，也可以有效地分离出轻质油、中质油 和重质油。
[0056] 在上述优选的实施方式中，当煤液化系统包括加氢反应单元时，由于常压蒸馏塔 80的塔底出口连接于减压蒸馏塔110的塔顶出口，因此该加氢反应单元同样地连接于上述 常压蒸馏塔80的塔底出口，此时本发明煤液化的方法还包括步骤S4将第一重质油和第二 重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶剂通入煤浆制备单元。一方面，可以 仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有比较优良供氢性能的循环溶剂， 从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质组分过度加氢，而重质组分不能 有效加氢的弊端；另一方面，由于引入加氢反应单元中的油品不含不利于做供氢循环溶剂 组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一步改善了循环溶剂的供氢 性能，进而更为有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0057] 在上述步骤S4中，可以将第一重质油和第二重质油通入加氢反应单元的溶剂加 氢反应器90,利用第二催化剂对第一重质油和第二重质油进行加氢反应，并通过加氢反应 单元的分离罐100对加氢反应后的产物分离得到循环溶剂。优选地，上述加氢反应在体积 空速为I. 0~2. 0h_ 1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa的条件下进行， 第二催化剂可以为Ni、W、Co和Mo中的任一种或多种。在上述优选的工艺条件下，能够有效 地提高循环溶剂中的氢含量。
[0058] 在一种优选的实施方式中，将来自加氢反应单元的循环溶剂、来自减压蒸馏塔110 的重质油浆与煤粉和第一催化剂一起通入到煤浆制备单元中，其中，更为优选地，煤粉的重 量百分比为25~55wt%、第一催化剂的重量百分比为0. 5~2wt%、循环溶剂的重量百分 比为30~60wt%以及重质油衆的重量百分比为5~20wt%。在上述优选的参数范围内， 催化剂等反应物能够得到更为有效地利用，从而有效地制备出油煤浆，提高了煤液化产物 中的油收率。更为优选地，将35~50wt%的煤粉、0. 5~2wt%的第一催化剂、40~55wt% 的循环溶剂和5~15wt%的重质油浆通入煤浆制备单元中。上述优选的参数范围能够进 一步有效地利用催化剂等反应物，进而提高了油煤浆的制备效率；并且，优选地，煤浆罐10 中所配制的油煤浆在60°C时的黏度小于1000 mpa *s，从而确保了其具有良好的管输泵送性 能。
[0059] 下面将结合实施例进一步说明本申请提供的煤液化的方法。
[0060] 实施例1
[0061] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0062] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为230°C，密度为0. 96g/cm3,总芳烃含量 71 %，单环和双环芳烃含量54%的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按40 :45 :15 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐 中制得黏度粘度为500mpa · s的煤浆；
[0063] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在19MPa的氢分压下进 行温度为455°C的热解加氢反应，获得煤液化产物；煤液 化产物引入进入操作温度400°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气 态物进入操作温度54°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0064] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度140°C，侧线中质油抽出温度200°C ;
[0065] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为1. 5%的煤液化清液和平均灰分为32%的煤液化残渣，煤液化清液在 减压蒸馏塔塔底获得平均灰分为8%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单 元中；
[0066] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶 剂加氢反应器，利用Ni作为催化剂在体积空速为I. 5h_ 1、操作温度为380°C和氢分压为 14. 5MPa的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0067] 实施例2
[0068] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0069] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为220°C，密度为0. 93g/cm3,总芳烃含量 65 %，单环和双环芳烃含量51 %的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按45 :50 :5 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐中 制得黏度粘度为300mpa · s的煤浆；
[0070] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在13. 5MPa的氢分压下进行温度为435°C的热解加氢反应获得煤液化产物；煤液 化产物引入进入操作温度390°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气 态物进入操作温度35°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0071] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度120°C，侧线中质油抽出温度220°C ;
[0072] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为3 %的煤液化清液和平均灰分为30 %的煤液化残渣，煤液化清液在减 压蒸馏塔塔底获得平均灰分为10%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单元 中；
[0073] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶剂 加氢反应器，利用W作为催化剂在体积空速为ItT 1、操作温度为360°C和氢分压为13. 5MPa 的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0074] 实施例3
[0075] 本实施例提供的煤液化的方法包括：
[0076] 采用本发明的煤液化系统进行试验实施工作，原料煤为神东煤，基本性质见表1。 在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、馏程为455°C，密度为0. 99g/cm3,总芳烃含量 74 %，单环和双环芳烃含量58 %的循环溶剂、重质油浆及神华863纳米级催化剂-水合氧化 铁（FeOOH)催化剂按45 :35 :20 :1比例混配，其中，催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐 中制得黏度粘度为1000 mpa · s的煤浆；
[0077] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器中，在20MPa的氢分压下进行温度为470°C的热解加氢反应获得煤液化产物；煤液化 产物引入进入操作温度420°C高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物，气态 物进入操作温度65°C、操作压力18. 4MPa低温分离器，液固混合物进入固液分离器；
[0078] 气态物在低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤液化产物，气相煤液化产物 中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次引入煤浆制备单元，气相 煤液化产物中的燃料气排出系统，液相煤液化产物进入常压蒸馏塔进行油品切割分离，在 常压蒸馏塔中，塔顶轻质油抽出温度145°C，侧线中质油抽出温度325°C ;
[0079] 液固混合物在固液分离器中经离心机进行分离，其高固含量物再通过微波干燥 法，获得平均灰分为1 %的煤液化清液和平均灰分为35 %的煤液化残渣，煤液化清液在减 压蒸馏塔塔底获得平均灰分为5%的重质油浆，重质油浆作为回炼油浆通回煤浆制备单元 中；
[0080] 常压蒸馏塔塔底流出的重质油与减压蒸馏塔塔顶流出的重质油引入固定床溶剂 加氢反应器，利用Co作为催化剂在体积空速为2h _ 1、操作温度为400°C和氢分压为20MPa 的条件下进行油品加氢，制备出能够供氢的循环溶剂，并通回到煤浆制备单元中。
[0081] 表1煤样分析数据
[0082]
[0083] 对比例1
[0084] 本对比例提供的煤液化的方法包括：
[0085] 采用现有技术中的煤液化系统进行试验实施工作，煤液化系统的结构如图2所 示。原料煤为神东煤，基本性质见表1。在煤浆制备单元，将粒径小于200目的煤粉、循环溶 剂及神华863纳米级催化剂-水合氧化铁（FeOOH)催化剂按40 :45 :1比例混配，其中，铁系 催化剂中Fe占煤粉量的1%，在煤浆罐中制得黏度粘度为500mpa · s的煤浆；
[0086] 煤浆与氢气经预热器加热至399°C，引入煤液化反应单元，在带强制循环的沸腾床 反应器（煤液化反应器）中进行煤液化反应，煤液化反应温度455°C、反应压力19MPa ;煤液 化产物引入进入操作温度400°C的高温分离器，被高温分离器分离出气态物和液固混合物， 气态物进入操作温度54°C、操作压力18. 4MPa低温分离器分离出气相煤液化产物和液相煤 液化产物，液固混合物进入减压蒸馏塔以分离出液相煤液化产物和煤液化残渣；
[0087] 气相煤液化产物中的氢气作为循环气与注入的新鲜氢气混合，形成混合氢气再次 引入煤浆制备单元的煤浆罐，气相煤液化产物中的燃料气排出系统；
[0088] 将液相煤液化产物依次通入溶剂加氢反应器进行液相油品全馏分加氢，然后将加 氢产品通入常压蒸馏塔进行蒸馏，分离出轻质油、中质油和重质油，流程大于220°C的中质 油和重质油作为供氢的循环溶剂，通回到煤浆制备单元中。
[0089] 对上述实施例1至3和对比例1中的煤液化结果进行测试：
[0090] 气态物（即气相产物）用气相色谱仪进行组成分析；液固混合物（即液固相产物） 依次用正己烷和四氢呋喃进行索氏抽提分离，定义正己烷可溶物为油，正己烷不溶且四氢 呋喃可溶的物质为沥青质，且四氢呋喃不溶物为未反应煤和灰分。各种产率的计算均以干 燥无灰煤（daf煤）为基准，各种产率定义如下：
[0091] 油收率：正己烷可溶物/daf煤；水产率：生成水/daf煤汽产率：尾气中不包括 4的不凝气/daf煤；氢耗：（新鲜H 2-尾气中H 2) /daf煤；煤转化率：1 一（残渣THF不溶 物一残渣未氧化态灰）/daf煤（残渣未氧化态灰指的是按进入煤浆中的铁、硫和其它无机 物的实际重量加煤中的灰的重量）；沥青质：（残渣中正己烷不溶物一四氢呋喃不溶物）/ daf 煤。
[0092] 试验结果见表2:
[0093] 表2实施例与对比例煤液化结果
[0094]
[0095] 从上表可以看出，实施例1至3与对比例1的煤转化率相当，但实施例1至3的油 收率更高，气产率、水产率和沥青质更低，且氢耗更低。
[0096] 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：
[0097] 1、由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从 而能够将未反应为煤液化产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单 元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时 间，同时也相当于缩短了易反应的煤粉在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液 化产物中的气产率，提高了煤液化产物中的油收率；
[0098] 2、由于是将被分离出来的重质油通入加氢反应单元，得到循环溶剂，并将循环溶 剂通入煤浆制备单元，不仅能够仅根据重质油的原料特性，选择合适的反应条件，获得具有 比较优良供氢性能的循环溶剂，从而摒除了煤液化全馏分油进行加氢制备循环溶剂，轻质 组分过度加氢，而重质组分不能有效加氢的弊端，而且由于引入加氢反应单元中的油品不 含不利于做供氢循环溶剂组分的轻质组分油部分，从而使得循环溶剂加氢更有成效，进一 步改善了循环溶剂的供氢性能，进而更为有效地提高了煤液化产物中的油收率。
[0099] 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。
【主权项】
1. 一种煤液化系统，其特征在于，包括： 煤浆制备单元； 煤液化反应单元，连接于所述煤浆制备单元的出口； 液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器（40)、固液分离器（60)和减压蒸馏塔 (110)，所述高温分离器（40)的入口连接于所述煤液化反应单元的出口，所述减压蒸馏塔 (110)的塔底出口连接于所述煤浆制备单元的入口。2. 根据权利要求1所述的煤液化系统，其特征在于，所述液化产物分离单元还包括与 所述高温分离器（40)依次连接的低温分离器（50)和常压蒸馏塔（80)，所述常压蒸馏塔 (80 )的塔底出口连接于所述减压蒸馏塔（110 )的塔顶出口。3. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化系统还包括： 加氢反应单元，连接设置于所述减压蒸馏塔（110)的塔顶出口和所述煤浆制备单元的 入口之间。4. 根据权利要求3所述的煤液化系统，其特征在于，所述加氢反应单元包括依次连接 的溶剂加氢反应器（90 )和分离罐（100 )，且所述溶剂加氢反应器（90 )的入口连接于所述减 压蒸馏塔（110)的塔顶出口，所述分离罐（100)的出口连接于所述煤浆制备单元的入口。5. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化反应单元包括依 次连接的预热器（20)和煤液化反应器（30)，所述煤浆制备单元的出口连接于所述预热器 (20)的入口，所述煤液化反应器（30)的出口连接于高温分离器（40)的入口，所述预热器 (20)的入口连接于氢气管道。6. 根据权利要求1或2所述的煤液化系统，其特征在于，煤浆制备单元包括煤浆罐 (10 )，所述煤浆罐（10 )具有用于加入煤粉和第一催化剂的开口。7. 根据权利要求5所述的煤液化系统，其特征在于，所述煤液化反应单元包括多个串 联设置或并联设置的所述煤液化反应器（30 )。8. -种煤液化的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤： 51、 将煤粉、第一催化剂和循环溶剂通入权利要求1至7中任一项所述煤液化系统中的 煤浆制备单元，形成煤浆； 52、 将氢气和所述煤浆通入所述煤液化系统中的煤液化反应单元进行煤液化反应，形 成煤液化产物； 53、 将所述煤液化产物通入所述煤液化系统中的液化产物分离单元，并在所述液化产 物分离单元中的减压蒸馏塔（110)中分离得到第一重质油和重质油浆，所述重质油浆通过 所述减压蒸馏塔（110)的塔底出口通入所述煤浆制备单元。9. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述步骤S3包括： 将所述煤液化产物通入所述液化产物分离单元中的高温分离器（40)，得到气态物和液 固混合物； 将所述液固混合物通入所述液化产物分离单元中的固液分离器（60)，得到煤液化清液 和煤液化残渣； 将所述煤液化清液通入所述减压蒸馏塔（110)，并在所述减压蒸馏塔（110)的底部分 离出所述重质油浆。10. 根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述液化产物分离单元包括依次连接的 低温分离器（50)和常压蒸馏塔（80)时，所述步骤S3还包括： 将所述气态物通入所述低温分离器（50 )，得到气相煤液化产物和液相煤液化产物； 将所述液相煤液化产物通入所述常压蒸馏塔（80)，得到轻质油、中质油和第二重质油。11. 根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述煤液化系统包括循环溶剂加氢反 应单元时，所述方法还包括： S4、将所述第一重质油和所述第二重质油通入所述加氢反应单元，得到所述循环溶剂， 并将所述循环溶剂通入所述煤浆制备单元。12. 根据权利要求11所述的方法，其特征在于，在所述步骤Sl中，将25~55wt%的所 述煤粉、〇. 5~2wt%的所述第一催化剂、30~60wt%的所述循环溶剂和5~20wt%的所述 重质油浆通入所述煤浆制备单元中。13. 根据权利要求12所述的方法，其特征在于，在所述步骤Sl中，将35~50wt%的所 述煤粉、〇. 5~2wt%的所述第一催化剂、40~55wt%的所述循环溶剂和5~15wt%的所述 重质油浆通入所述煤浆制备单元中。14. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述煤衆的粘度小于1000 mpa?s。15. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，在所述步骤S2中，将所述煤浆和氢气通 入所述煤液化反应单元，并在13. 5~20MPa的氢分压下进行温度为435~470°C的热解加 氢反应以形成所述煤液化产物。16. 根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述高温分离器（40)的操作温度为 300~420°C，所述低温分离器（50)的操作温度为35~65°C，且位于所述常压蒸馏塔（80) 的塔顶的所述轻质油的抽出温度小于145°C，位于所述常压蒸馏塔（80)的侧部的所述中质 油的抽出温度为200~325 °C。17. 根据权利要求16所述的方法，其特征在于，所述高温分离器（40)的操作温度为 390~420°C，所述低温分离器（50)的操作温度为50~60°C，且位于所述常压蒸馏塔（80) 的塔顶的所述轻质油的抽出温度小于145°C，位于所述常压蒸馏塔（80)的侧部的所述中质 油的抽出温度为220~300 °C。18. 根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述重质油浆的灰分小于10%，且所述煤 液化清液的灰分小于3%。19. 根据权利要求11所述的方法，其特征在于，在所述步骤S4中，将所述第一重质油 和所述第二重质油通入所述加氢反应单元的溶剂加氢反应器（90)，在体积空速为I. 0~ 2.OtT1、操作温度为360~400°C和氢分压为13. 5~20MPa的条件下，利用第二催化剂对所 述第一重质油和所述第二重质油进行加氢反应，并通过所述加氢反应单元的分离罐（100) 对所述加氢反应后的产物分离得到所述循环溶剂。20. 根据权利要求19所述的方法，其特征在于，所述第二催化剂为Ni、W、Co和Mo中的 任一种或多种。
【专利摘要】本发明提供了一种煤液化系统及煤液化的方法，该煤液化系统包括：煤浆制备单元；煤液化反应单元，连接于煤浆制备单元的出口；液化产物分离单元，包括依次连接的高温分离器、固液分离器和减压蒸馏塔，高温分离器的入口连接于煤液化反应单元的出口，减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口。由于该煤液化系统中的减压蒸馏塔的塔底出口连接于煤浆制备单元的入口，从而能够将未反应为煤液化产物的重质油浆直接返回至煤浆制备单元，并引入煤液化反应单元进行煤液化加氢反应，从而延长了不易反应的重质油浆在煤液化反应单元中的停留时间，进而降低了煤液化产物中的气产率，提高了煤液化产物中的油收率。
【IPC分类】C10G1/08
【公开号】CN104893751
【申请号】CN201510370238
【发明人】王洪学, 李克健, 章序文, 杨葛灵, 程时富, 高山松, 吴剑平, 李永伦
【申请人】神华集团有限责任公司, 中国神华煤制油化工有限公司, 中国神华煤制油化工有限公司上海研究院
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2015年6月29日
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