一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺的制作方法
【专利摘要】本发明公开了一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，包括对中低温煤焦油进行净化处理，将净化处理后的中低温煤焦油进行减压或常压蒸馏，切割成重油馏分和轻油馏分，切割点的温度范围为320-380℃；煤粉与高于切割点的重油馏分混合成的油煤浆、氢气和催化剂在一级反应器内反应，反应温度为420-460℃，将一级反应产物送入二级反应器的上部，一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，固液组分在二级反应器内向下流动，与向上流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480℃，反应结束后分馏即可。该工艺显著提高了煤直接液化的生产效率、煤粉的转化率，提高了石脑油和柴油产品的品质。适用于大规模煤直接液化工业。
【专利说明】一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，属于煤直接液化技术领 域。
【背景技术】
[0002] 煤直接液化是使煤在高温高压下催化加氢直接转化为液体燃料的技术，目前世界 上已成功开发出了多种煤直接液化工艺，包括德国IGOR工艺、美国H-Coal工艺、日本NEDOL 工艺和中国神华工艺。其中，中国神华工艺于2008年建成了 6000吨/天的工业示范装置 并投入了使用。
[0003] 通过长期的研究发现，煤在直接液化中首先经历快速热解反应生成大量前浙青 烯、浙青烯和一些小分子经、C0 2、CO等气体，随后其中的前浙青烯和浙青烯会继续加氢进一 步裂解成小分子烃和气体。但是，由于煤的快速热解反应是以自由基反应为主，热解产生 的自由基碎片容易相互碰撞聚合成大分子焦炭，因此现有技术一般将煤直接液化分两级进 行，在一级快速热解反应中采用较低的热解温度来控制自由基的生成速率，同时混合适量 的活性氢来及时消除生成的自由基碎片。如中国专利文献CN102115674A公开了一种煤液 化与石油炼制的组合方法，步骤为1)将煤粉与馏程为150_343°C的石油馏分I、液体产物 馏分I和催化剂混合为油煤浆，油煤浆中煤的固含量为10-50% ;2)将油煤浆与氢气一起由 底部进入一级反应器，在360-450°C下进行煤热解加氢反应；3) -级反应器流出物、馏程为 343-600°C的石油馏分II和液体产物馏分II混合由底部进入二级反应器，在420-480°C下进 行加氢裂解反应；4)二级反应器流出物经分离得到气体、液体产物馏分I、液体产物馏分II 和残渣，部分液体产物馏分I循环回一级反应器中，部分液体产物馏分II循环回二级反应 器中。
[0004] 上述技术虽然能够有效降低煤快速热解产生的自由基间的碰撞聚合几率，减少焦 炭的生成，但是上述煤直接液化工艺的生产效率很低，本领域技术人员一直找不到导致上 述工艺生产效率低的原因。
[0005] 再有，为了方便控制反应的进行，现有技术的两级加氢煤直接液化工艺都是将原 料和氢气由一级反应器底部送入，再将一级反应产物和氢气由二级反应器的底部送入，使 一级或二级反应器内的气固物料顺流混合反应。虽然引入二级反应器内的一级反应产物中 含有一定量不参与反应的小分子烃和COXO 2等气体，但是现有技术中普遍认为这部分不参 与反应的气体在第二反应器内的气含率仅为10-15%，不会影响反应的进行。
【发明内容】
[0006] 本发明所要解决的技术问题是现有技术的两级加氢煤直接液化工艺生产效率很 低，并且本领域技术人员一直找不到该工艺生产效率低的原因；进而提出一种生产效率高 的混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺。
[0007] 为解决上述技术问题，本发明提供了一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺， 包括如下步骤，
[0008] (1)对中低温煤焦油进行净化处理，将净化处理后的中低温煤焦油进行减压或常 压蒸馏，切割成轻油馏分和重油馏分，切割点的温度范围为320-380°C ;
[0009] (2)将煤粉与高于切割点的重油馏分混合成油煤浆，所述油煤浆、氢气和催化剂在 一级反应器内反应，反应温度为420-460°C，反应结束得到一级反应产物；
[0010] (3)将所述一级反应产物送入二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组 分由二级反应器顶部流出，固液组分在所述二级反应器内向下流动，与所述二级反应器内 向上流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480°C，将反应结束后得到的二级反应产物 分馏即可。
[0011] 所述二级反应器内，所述固液组分向下流动的流速为l-l〇cm/s。
[0012] 所述二级反应器内的氢油比600-1000。
[0013] 所述二级反应器内的氢分压为10_15MPa，反应器内的反应压力为15-20MPa。
[0014] 在所述一级反应器内，反应压力为15_20MPa，氢分压为10_15MPa。
[0015] 所述油煤浆的煤粉含量为30_50wt%，所述催化剂的重量为所述煤粉重量的 0. 1-10. 0%，所述煤粉为烟煤和次烟煤中的一种或两种。
[0016] 步骤（2)中，将所述油煤浆、催化剂和氢气混合、加压并加热后，由底部送入所述一 级反应器内；所述二级反应产物中的气相馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行 分离，分离出的富氢气体作为步骤（2)和（3)中的氢气使用。
[0017] 向所述步骤（1)中的中低温煤焦油中加入高温煤焦油、渣油的一种或两种。
[0018] 采用步骤（1)中所述切割点的温度范围对所述二级反应产物进行分馏，将低于上 述切割点的液体馏分馏出，馏出的产物进一步分馏后得到石脑油和柴油产品，3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回所述一级反应器。
[0019] 将所述步骤（1)中低于切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作为产品出装 置；经脱酚处理后的轻油馏分与所述二级反应产物中低于切割点的液体馏分相混合作为固 定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，对加氢精制的产品进 行分馏，得到石脑油和柴油。
[0020] 本发明与现有技术方案相比具有以下有益效果：
[0021] (1)本发明所述混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，首先对中低温煤焦油进行 净化处理，净化处理的目的是除去中低温煤焦油中含有的固体杂质、水等；然后再对经净化 处理后的中低温煤焦油进行减压或常压蒸馏，切割成轻油馏分和重油馏分，以320?380°C 为切割点的温度范围，是因为在该切割点以上的重油馏分中会含有适宜量的轻油馏分，而 该部分轻油馏分的存在对重油馏分和煤在后续的直接液化中具有协同促进作用，其能够大 大提高煤的转化率。
[0022] 再有，现有技术中认为将一级反应产物引入二级反应器时，一级反应产物中不参 与反应的小分子烃和CO、CO 2等气体在二级反应器内的气含率仅为10-15%，不影响二级反 应的进行，因此现有技术中不会去排除一级反应物中不参与反应的气体，以简化生产工艺、 降低生产成本。而且，为了易于控制反应进行，现有技术中都是将一级反应产物和氢气由二 级反应器的底部引入，使气固物料进行顺流混合反应。但是，本申请 申请人:经大量创造性研 究后发现一级反应产物中不参与反应的小分子烃和CO、CO 2等气体在二级反应器内的气含 率实际高达40%，这样显著减少了二级反应器内的有效反应空间并阻碍了反应物间的传质， 因而导致二级反应器中的加氢裂解反应效率明显降低，导致煤直接液化工艺的生产效率降 低；基于上述发现， 申请人:在不额外增加设备的前提下，先将煤于420-460°C下进行快速热 解反应，并添加一定量重油馏分进行稀释，以减少所产生的自由基间的碰撞聚合，减少焦炭 的产生，然后将生成的一级反应产物送入二级反应器上部，同时保持二级反应器的反应温 度为430-480°C，在此条件下，到达二级反应器上部的一级反应产物中的气相组分会由反应 器顶部流出，固液相组分会向下流动并与向上流动的氢气在反应器内逆流接触进行裂解反 应，通过逆流接触可以把一级反应产物中不继续参与反应的气体在二级反应器内的气含率 降低到15%以下，以提高二级反应器内空间的利用率，所生成的产物经分馏精制即得到煤 液化产品。该工艺无需另外配备设备对一级反应产物进行处理，在上述工艺条件下一级反 应产物进入二级反应器上部后，产物中不参与二级反应的气相组分即由反应器顶部流出， 以减少占用二级反应器内的有效空间，从而使二级反应器既起到裂解反应器的作用，又起 到气体分离的作用，而且在分离过程中一级反应产物中原有的大部分热量被带入二级反应 器继续使用，节约了能量，避免了现有技术中两级加氢煤直接液化工艺的生产效率低，本领 域技术人员一直无法提高其生产效率的问题。而且，采用上述工艺能够将一级反应器内生 成的气体轻烃及时分离，避免了这部分轻烃在二级反应器内过渡裂解的问题，提高了轻烃 产品的收率。
[0023] (2)本发明所述混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，所述二级反应器内，所述固 液组分向下流动的流速为1-lOcm/s。上述工艺中，将二级反应器内固液组分向下流动的流 速控制在一定范围内，使固液组分能与氢气更充分进行逆流接触，提高反应的收率；同时， 将固液组分向下流动的速度控制在一定范围内，能够减少流动的固液组分夹带入气相组 分，从而进一步减少了气相组分对二级反应器内有效空间的占用，提高了液化产品的收率。
[0024] (3)本发明所述混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，所述二级反应器内的氢油 比600-1000。所述二级反应器内的氢分压为10-15MPa。所述二级反应器内的反应压力为 15-20MPa。在该条件下进行二级加氢反应，可进一步减少一级反应产物中不参与反应的气 相组分对二级反应器内有效空间的占用，促进二级反应器内一级反应产物与氢气的逆流接 触，从而进一步提高两级加氢煤直接液化工艺的生产效率和最终液化产品的收率。
[0025] (4)本发明所述混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，进一步限定了对低于切割 点的轻油馏分先进行脱酚处理后，再与二级反应产物中低于320?380°C的切割点的馏分 混合，然后进行固定床加氢精制，这是因为中低温煤焦油轻质馏分中含有大量的酚类，采用 合适的技术将酚从中低温煤焦油轻馏分中提出，作为产品其具有很高的市场价值，同时由 于大量的酚类被提出，中低温煤焦油轻馏分的氧含量降的较低，有效地降低了其加氢氢耗， 并避免将高价值的酚类变为苯等烃类。脱酚后的轻油馏分与经两级加氢后分馏出的所述低 于切割点而馏出的馏分混合作为固定床加氢装置的进料，再进行固定床加氢精制后能够进 一步提高本发明所述中低温煤焦油的转化率，且加氢精制后得到产品石脑油和柴油的S、N 含量进一步降低，柴油的十六烷值进一步提高。
【具体实施方式】
[0026] 以下结合实施例进一步阐述本发明的技术内容。
[0027] 实施例I
[0028] (1)在净化处理设备内对中低温煤焦油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的中 低温煤焦油含水量小于〇. 5wt% ;将经净化处理后的中低温煤焦油常压蒸馏，切割成轻油馏 分和重油馏分，切割点的温度范围为320°C ;
[0029] (2)烟煤煤粉与> 320°C的重油馏分混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向油煤 浆中混合〇. 〇3wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入IOL的一级反应器内反应，反应压力 为15MPa，氢分压为lOMPa，反应温度为420°C，体积空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应 产物；
[0030] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为l_5cm/ s,与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应,氢油比为600,反应压力为15MPa, 氢分压为lOMPa，反应温度为430°C，体积空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物，采 用步骤（1)中所述切割点的温度范围对二级反应产物进行分馏，将低于320°C的馏分馏出， 继续分馏得到石脑油和柴油产品；3?8%的> 540°C的馏分外排，其余循环回一级浆态床反 应器。
[0031] 实施例2
[0032] (1)在净化处理设备内对中低温煤焦油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的中 低温煤焦油含水量小于〇. 5wt% ;将经净化处理后的中低温煤焦油减压蒸馏，切割成轻油馏 分和重油馏分，切割点为340°C ;
[0033] (2)重量比1:1的烟煤煤粉和无烟煤煤粉与> 340°C的重油馏分混合形成总煤粉 含量为50wt%的油煤浆，向油煤浆中混合5wt%的ZnCl2/S催化剂(其中ZnCl 2为活性组分， S为助剂，S、Zn的原子比为0. 5)后与氢气一同送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为 20MPa，氢分压为15MPa，反应温度为460°C，体积空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产 物；
[0034] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为6-lOcm/ s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为1000,反应压力为20MPa， 氢分压为15MPa，反应温度为480°C，体积空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物；采 用步骤（1)中所述切割点的温度范围对二级反应产物进行分馏，将低于340°C的液体馏分 馏出，3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；
[0035] (4)将所述步骤（1)中低于340°C切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作为 产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与步骤（3)中所述低于340°C的液体馏分混合作为 固定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，所述固定床加氢反 应的条件为：在温度为220°C、压力为18. OMPa、体积空速为0. 5h_\氢油体积比为500 ;在加 氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：7wt%Ni0、 20wt%M 〇03、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馈，得到石脑油和柴油。
[0036] 实施例3
[0037] ( 1)在净化处理设备内对中低温煤焦油、渣油的混合物进行脱水、除杂的净化处 理，其中所述渣油选择为高硫重渣油、高重金属含量重渣油的混合物，所述中低温煤焦油、 高硫重渣油、高重金属含量重渣油的质量比为5:0. 5:0. 5,经脱水后的混合物含水量小于 0. 5wt% ;将经净化处理后的中低温煤焦油减压蒸馏，切割成轻油馏分和重油馏分，切割点为 360 0C ；
[0038] (2)将次烟煤煤粉与> 3601：的重油馏分相混合形成煤粉含量为40被％的油煤浆， 向油煤浆中混合2wt%的铁钥金属催化剂(其中铁、钥的原子比为50)、氢气并加热至KKTC 后混勻一同由底部送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为18MPa，氢分压为14MPa，反应 温度为440°C，空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产物；
[0039] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为3-7cm/ s,与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应,氢油比为800,反应压力为18MPa, 氢分压为14MPa，反应温度为450°C，空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物；采用步 骤（1)中所述切割点的温度范围对二级反应产物进行分馏，将低于360°C的液体馏分馏出， 3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；
[0040] (4)将所述步骤（1)中低于360°C切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作为 产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与步骤（3)中所述低于360°C的液体馏分混合作为 固定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，所述固定床加氢反 应的条件为：在温度为360°C、压力为14. OMPa、体积空速为I. 0h_\氢油体积比为900 ;在加 氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：7wt%Ni0、 35wt%C 〇0、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油；
[0041] 实施例4
[0042] (1)在净化处理设备内对中低温煤焦油和高温煤焦油的混合物进行脱水、除杂的 净化处理，其中，所述中低温煤焦油和高温煤焦油的质量比为3:1，经脱水后的混合物含水 量小于0. 5wt% ;将经所述步骤（1)中净化处理后的中低温煤焦油常压蒸馏，切割成轻油馏 分和重油馏分，切割点为355°C ;
[0043] (2)将烟煤煤粉、> 355°C的重油馏分相混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向 油煤浆中加入5wt%的硫化铁催化剂、氢气混合均匀并加热至170°C后，一同由反应器底部 送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为15MPa，氢分压为14MPa，反应温度为435°C，空速 为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产物；
[0044] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为I-IOcm/ s,与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应,氢油比为700,反应压力为15MPa, 底部氢分压为15MPa，反应温度为470°C，空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物；采 用步骤（1)中所述切割点的温度范围对二级反应产物进行分馏，将低于355°C的液体馏分 馏出，3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；
[0045] (4)将所述步骤（1)中低于355°C切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作 为产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与步骤（3)中所述低于355°C的液体馏分混合 作为固定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，所述固定床 加氢反应的条件为：在温度为400°C、压力为14. OMPa、体积空速为I. 51Γ1、氢油体积比为 2000 ;在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下： 27wt%W03、10wt%C〇0、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴 油。
[0046] 实施例5
[0047] (1)在净化处理设备内对中低温煤焦油、渣油的混合物进行脱水、除杂的净化处 理，其中所述渣油选择高浙青含量重渣油，所述中低温煤焦油、渣油的质量比为5:1，经脱水 后的煤焦油混合物含水量小于〇. 5wt% ;将经净化处理后的中低温煤焦油常压蒸馏，切割成 轻油馏分和重油馏分，切割点为380°C ;
[0048] (2)次烟煤煤粉与> 3801：的重油馏分混合形成煤粉含量为45被％的油煤浆，向油 煤楽中混合5wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为 20MPa，氢分压为18MPa，反应温度为430°C，空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产物；
[0049] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为I-IOcm/ s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为1000,反应压力为20MPa， 底部氢分压为15MPa，反应温度为480°C，空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物；采 用步骤（1)中所述切割点的温度范围对加氢裂化产品进行分馏，将低于380°C的液体馏分 馏出，3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；
[0050] (4)将所述步骤（1)中低于380°C切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作 为产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与步骤（3)中所述低于380°C的馏分混合作为固 定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，所述固定床加氢反应 的条件为：在温度为450°C、压力为12. OMPa、体积空速为2. 0h_\氢油体积比为3000 ;在加 氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：7wt%Ni0、 35wt%C 〇0、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
[0051] 实施例6
[0052] (1)在净化处理设备内对中低温煤焦油和高温煤焦油的混合物进行脱水、除杂的 净化处理，其中，所述中低温煤焦油和高温煤焦油的质量比为3:1，经脱水后的混合物含水 量小于0. 5wt% ;将经所述步骤（1)中净化处理后的中低温煤焦油常压蒸馏，切割成轻油馏 分和重油馏分，切割点为355°C ;
[0053] (2) > 355°C的重油馏分与烟煤煤粉混合成煤粉含量为40wt%的油煤浆，向油煤 浆中混合5wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为 17MPa，氢分压为15MPa，反应温度为400°C，空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产物；
[0054] (3)将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气 相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为I-IOcm/ s,与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应,氢油比为800,反应压力为17MPa, 底部氢分压为14MPa，反应温度为450°C，空速为0. 3011'反应结束后得到二级反应产物，采 用步骤（1)中所述切割点的温度范围对二级反应产物进行分馏，将低于355°C的液体馏分 馏出，3?8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；
[0055] (4)将所述步骤（1)中低于355°C切割点的轻油馏分进行脱酚处理，脱除的酚作 为产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与步骤（3)中所述低于355°C的液体馏分混合 作为固定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，所述固定床 加氢反应的条件为：在温度为400°C、压力为14. OMPa、体积空速为I. 51Γ1、氢油体积比为 2000 ;在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下： 27wt%W03、10wt%C 〇0、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴 油。
[0056] 对比例1
[0057] 采用中国专利文献CN102115674A所提供的煤液化与石油炼制组合方法作为对比 例，选用次烟煤煤粉作为煤样，在l〇5°C、高纯氮气的保护下干燥30分钟备用。
[0058] 在95°C温度下，按照煤粉200g，石油馏分I 120g，液体产物馏分I 180g的比例配 置油煤浆，其中石油馏分I的馏程为150-343°C，来自催化裂化单元，经加氢处理后氢化芳 烃含量为60%，液体产物馏分I的馏程为180-490°C，加氢处理后氢化芳烃含量为70%。向油 油煤浆中加入〇. 4wt%的活性组分为铁、钥元素的催化剂（其中钥与铁的原子比为0. 05)，然 后与Ig的硫磺粉一起置入IOL的一级反应器内，通入氢气置换空气后升压，将反应器内压 力升到8. 5MPa后开始升温并不断搅拌，达到反应温度400°C后恒温30min ;之后向第一反应 器流出物中加入石油馏分II (选自催化裂化单元）70g，液体产物馏分II 50g并一同送入8L 的二级反应器中，升温到反应温度450°C后恒温60min。石油馏分II的馏程为343-520°C，产 物馏分II的馏程为360-550°C。
[0059] 反应结束后冷却反应器到室温，反应器内压力降为常压时卸出釜内混合物，计量， 取样作模拟蒸馏分析，计算各馏分质量。
[0060] 对比例2
[0061] (1)以高温煤焦油全馏分为原料，预处理除去原料中的水和机械杂质，与烟煤煤粉 混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向油煤浆中混合0· 03wt%的硫化铁催化剂后与氢气 一同送入IOL的一级反应器内反应，反应压力为15MPa，氢分压为lOMPa，反应温度为420°C， 体积空速为0. 251Γ1，反应结束得到一级反应产物；
[0062] (2)将一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组 分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为l-5cm/s，与 所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为600,反应压力为15MPa，氢分 压为lOMPa，反应温度为430°C，体积空速为0. 251Γ1，反应结束后得到二级反应产物；将所述 二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
[0063] (3)将二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行冷 凝分离，得到富氢气体返回一级、二级反应器中使用，轻质液体馏分进入后段固定床反应器 进行加氢精制，此部分馏分约占15wt%，中间液体馏分约65wt%循环回反应器继续加氢，约 20wt%的重质液体馏分经过滤除去部分催化剂和反应过程中产生的焦炭后进入原料储罐， 催化剂的循环利用率约为80%，其中轻质液体馏分固定床加氢精制反应条件如下：反应压 力8MPa，反应温度375°C、体积空速0. 51Γ1、氢油体积比1600 ;固定床精制后的产品经分馏得 到汽油和柴油；
[0064] 采用上述技术制备得到的汽油的性能如下：密度0· 7995g/cnT3、硫含量< 50ppm、 氮含量< 50ppm、辛烷值91. 5,制备得到的柴油馏分的性能如下：密度0. 7995g/cm_3、硫含量 < 50ppm、氮含量< 50ppm、十六烷值35. 6。上述工艺的煤粉转化率为78. 2%。
[0065] 上述实施例和对比例中所用煤料、高温煤焦油、中低温煤焦油、渣油的性质见下表 1-2。
[0066] 表1煤料性质
【权利要求】
1. 一种混有中低温煤焦油的煤直接液化工艺，包括如下步骤， (1) 对中低温煤焦油进行净化处理，将净化处理后的中低温煤焦油进行减压或常压蒸 馏，切割成轻油馏分和重油馏分，切割点的温度范围为320-380°C ; (2) 将煤粉与高于切割点的重油馏分混合成油煤浆，所述油煤浆、氢气和催化剂在一级 反应器内反应，反应温度为420-460°C，反应结束得到一级反应产物； (3) 将所述一级反应产物送入二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由 二级反应器顶部流出，固液组分在所述二级反应器内向下流动，与所述二级反应器内向上 流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480°C，将反应结束后得到的二级反应产物分馏 即可。
2. 根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内，所述固液组分向下流 动的流速为l-l〇cm/s。
3. 根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内的氢油比 600-1000。
4. 根据权利要求1-3任一所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内的氢分压为 10-15MPa，反应器内的反应压力为15-20MPa。
5. 根据权利要求1-4任一所述的工艺，其特征在于，在所述一级反应器内，反应压力为 15-20MPa，氢分压为 10-15MPa。
6. 根据权利要求1-5任一所述的工艺，其特征在于，所述油煤浆的煤粉含量为 30-50wt%，所述催化剂的重量为所述煤粉重量的0. 1-10. 0%，所述煤粉为烟煤和次烟煤中的 一种或两种。
7. 根据权利要求1-6任一所述的工艺，其特征在于，步骤（2)中，将所述油煤浆、催化 剂和氢气混合、加压并加热后，由底部送入所述一级反应器内；所述二级反应产物中的气相 馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，分离出的富氢气体作为步骤（2)和 (3)中的氢气使用。
8. 根据权利要求1-7任一所述的工艺，其特征在于，向所述步骤（1)中的中低温煤焦油 中加入高温煤焦油、渣油的一种或两种。
9. 根据权利要求1-8任一所述的工艺，其特征在于，采用步骤（1)中所述切割点的温度 范围对所述二级反应产物进行分馏，将低于上述切割点的液体馏分馏出，馏出的产物进一 步分馏后得到石脑油和柴油产品，3~8%的> 540°C的液体馏分外排，其余液体馏分循环回 所述一级反应器。
10. 根据权利要求9所述的工艺，其特征在于，将所述步骤（1)中低于切割点的轻油馏 分进行脱酚处理，脱除的酚作为产品出装置；经脱酚处理后的轻油馏分与所述二级反应产 物中低于切割点的液体馏分相混合作为固定床加氢装置的进料，在加氢精制催化剂作用下 进行加氢精制反应，对加氢精制的产品进行分馈，得到石脑油和柴油。
【文档编号】C10G1/06GK104419438SQ201310384969
【公开日】2015年3月18日 申请日期:2013年8月29日 优先权日:2013年8月29日
【发明者】井口宪二, 坂脇弘二 申请人:任相坤