用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程的制作方法

本发明涉及用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程，适用于煤加氢直接液化或煤油共炼等反应过程；分步输入原料的1台上流式反应器kre，在反应空间的不同高度接收至少2路液料形成反应空间的下、上段，向下段产物中混入第二液料并进行上段反应，kre总体反应产物在kre的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液和其它产物，收集液经循环泵向kre反应空间循环供料，kre可实现2台串联小型反应器的大型化从而减少反应器台数、简化反应系统、节省投资，有效利用2台反应器的总高度形成的筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵工作压差；该组合反应器可与其它反应器组合用于煤加氢直接液化反应过程。

背景技术：

对于煤加氢直接液化反应过程，当加工相同煤浓度的多路煤浆或不同煤浓度的多路煤浆或煤浆与重油时，需要不同步的进料方式即异步进料，向第一液料的加氢中间产物中混入第二液料，然后进行后续联合反应，其工艺目的在于：

①对于煤油共炼过程，通常，可兼顾油热裂解时间短于煤液化反应时间、充分利用煤加氢直接液化反应系统后部液料中的相对过量的供氢剂组分的供氢功能，避免在煤加氢直接液化初期反应过程出现的煤料热解自由基浓度高峰阶段、重油加氢热裂化初期反应过程出现的重油热解自由基浓度高峰阶段形成同步叠加，那样必然造成“油料热解自由基与煤料热解自由基对供氢剂提供的活性氢的展开争夺”，从而抑制煤加氢直接液化初期反应过程的正常液化反应；通常，第一原料为煤浆，第二原料为重油；

②反应器的2路液料进料，可以是组成相同的煤浆、可以是组成不同的煤浆(比如稠煤浆和稀煤浆)，可以充分利用煤加氢直接液化反应系统后部液料中的相对过量的供氢剂组分的供氢功能，避免在煤加氢直接液化初期反应过程出现的全部煤料同步进料导致的热解自由基浓度高峰阶段形成同步叠加，那样必然造成“煤料热解自由基与煤料热解自由基对供氢剂提供的活性氢的展开争夺”，从而抑制煤加氢直接液化初期反应过程的正常液化反应，要求使用更高的剂煤比；通常，第一原料为稠煤浆，第二原料为稀煤浆，利于控制各自最佳的反应条件(反应时间、反应温度)、分别优化控制各路煤浆预热过程，利于提高第一液料反应热回收率。

上述第二液料与第一液料异步进料方式要求向第一液料的加氢中间产物中混入第二液料然后进行后续联合反应，按照常规技术，需要设置2台独立的反应器，本发明的设想是使用1台组合式反应器。

本发明的构想是：用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程，适用于煤加氢直接液化或煤油共炼等反应过程；分步输入原料的1台上流式反应器kre，在反应空间的不同高度接收至少2路液料形成反应空间的下、上段，向下段产物中混入第二液料并进行上段反应，kre总体反应产物在kre的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液和其它产物，收集液经循环泵向kre反应空间循环供料，kre可实现2台串联小型反应器的大型化从而减少反应器台数、简化反应系统、节省投资，有效利用2台反应器的总高度形成的筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵工作压差；该组合反应器可与其它反应器组合用于煤加氢直接液化反应过程

当然，可以将煤加氢直接液化反应过程ru(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入煤加氢直接液化反应过程ru二次循环使用，可以用作配煤浆用溶剂油，可以进行循环热裂化。比如，可以将煤加氢直接液化反应过程au的生成油中的柴油(常规沸点介于260～330℃的馏分油)和或蜡油(常规沸点介于330～530℃的馏分油)返回煤加氢直接液化反应过程au循环裂化，以多产石脑油。

当然，可以将煤加氢直接液化反应过程au(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入加氢稳定反应过程mr生产供氢溶剂，然后引入煤加氢直接液化反应过程au循环使用。

本发明，用于煤油共炼过程时，可用非煤衍生油配制煤浆从而进入煤加氢直接液化反应过程au的起始步骤同步反应，也可加入到煤加氢直接液化反应过程au的中间反应步骤进行后半程联合反应。

本发明的核心内容是反应区的组合，形成了组合结构的反应器。

与本发明类似的技术方案未见报道。

本发明的目的在于提出用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程，适用于煤加氢直接液化反应过程或煤油共炼过程。

技术实现要素：

本发明用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程，其特征在于：

在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含煤粉的煤浆进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为反应产物rup，回收反应产物rup；

煤加氢直接液化反应过程ru，包含至少1个反应段，包含至少一个含有分步输入原料式组合反应器的反应段；

所述分步输入原料式组合反应器，包括底部壳体、下部反应段、上部反应段、顶部壳体，反应器壳体设置下部反应段进料口、上部反应段进料口、顶部产品出口、收集液导出口；

所述一个反应段，指的是包含一个煤加氢直接液化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

煤加氢直接液化反应过程ru的反应段k，使用分步输入原料的上流式反应器kre，在反应器kre内的反应空间的不同高度接收至少2路液料，分为下部反应段kare和上部反应段kbre，在反应器kre的顶部空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：

①在下部反应段kare，含第一液料kf1的物料ksf1进入反应器kne的下部反应空间kare进行主体流向向上的流动，进行至少一部分煤加氢直接液化反应kare-r转化为下部反应空间产物kare-p；

②在反应器krne内部，在下部反应段kare的上部，含第二液料kf2的物料ksf2进入反应器kre内部，与kre下部反应段kare产物kare-p接触混合成为混合物mp-to-ts；

基于混合物mp-to-ts的物料用作上部反应空间原料f-in-ts；

③在上部反应段kbre，上部反应空间原料f-in-ts进入反应器kre的上部反应空间kbre进行主体流向向上的流动，进行至少一部分煤加氢直接液化反应kbre-r转化为上部反应空间产物kbre-p；

④在反应器kre顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的混相物料分液空间中，来自反应器kre内部空间的产物kre-ip，进行气液分离得到收集杯排出的收集液kre-rl和其它产物；

⑤在液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经循环泵加压后返回反应器kre的反应空间循环加工。

本发明，通常，所述分步输入原料式组合反应器kre，包括底部壳体、下部反应段、上部反应段、顶部壳体，反应器壳体设置下部反应段底部进料口、上部反应段侧壁进料口、顶部产品出口、收集液导出口，至少使用2个串联布置的上行反应物料分布器；

所述上行物料，指的是反应器kre内的主体方向向上流动的反应物料。

本发明，一般，在使用分步输入原料的上流式反应器kre的内部，至少使用2个水平布置的上行反应物料截面分布器；在下部截面分布器到上部截面分布器之间的空间dh中，在靠近上部截面分布器的位置，设置将原料液料导入空间dh的液料输入管；

所述上行物料，指的是反应器kre内的主体方向向上流动的反应物料；

所述截面分布器，指的是反应器kre内水平布置的能够将来自其下部空间的上行物料均匀分布到分布器上部反应空间的物料分配器。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，基于反应器kre产物的含料浆物料进入下游煤加氢直接液化反应过程中进行深度煤液化反应；

所述料浆物料指的是含有煤加氢直接液化反应所得固体转化物和液体转化物的物料。

本发明，根据需要，在煤加氢直接液化反应过程ru，反应器kre的含料浆进料，是基于上游煤加氢直接液化反应器产物的含料浆物料；

所述料浆物料指的是含有煤加氢直接液化反应所得固体转化物和液体转化物的物料。

本发明，通常，在反应器kre的液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经循环泵加压后返回反应器kre的下部反应段kare和或上部反应段kbre的反应空间循环加工。

本发明，一般，在反应器kre的液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经同1台循环泵加压后分为2路循环料，第一路循环料返回反应器kre的下部反应段kare的反应空间循环加工，同时第二路循环料返回反应器kre的上部反应段kbre的反应空间循环加工。

本发明，反应器kre的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床与沸腾床组合反应器，在悬浮床反应空间同时设置沸腾床反应区。

本发明，所述进入反应器kre的液料，可以选自下列液料中的1种或几种：

①油煤浆或煤液化中间产物料浆，在煤加氢直接液化反应过程进行煤加氢直接液化反应；

②在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物料浆的条件下，另一路液料为基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在反应器kre中进行加氢热裂化反应；

③在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物液料的条件下，基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在加氢稳定反应过程mr进行加氢稳定反应，生产煤加氢直接液化反应过程需要的供氢溶剂油，供氢溶剂油进入反应器kre中参与煤液化反应；

④在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物料浆的条件下，另一路液料为非煤基重油，即形成煤油共炼。

本发明，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆或含固体的非煤基重油或不含固体的非煤基重油。

本发明，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆或含固体的非煤基重油或不含固体的非煤基重油；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆。

本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的至少2个反应段，第一反应段是分步输入原料式组合反应器构成的反应段，煤加氢直接液化反应过程ru的流程方式，可以选自下列中的1种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的2个反应段；

第一反应段是用分步输入原料式组合反应器1re组成的反应段，第一反应段排出含气相和液相的混相产物1rtp；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re；第一反应段的含气相和液相的混相产物1rtp作为下进料进入反应器2re下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

②煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的2个反应段；

第一反应段是用分步输入原料式组合反应器1re组成的反应段，第一反应段排出含气相和液相的混相产物1rtp、重量上主要由含固液料组成的液料1alpa；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re，第一反应段产物液料1alpa作为下进料进入反应器2re下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

同时，第一反应段的含气相和液相的混相产物1rtp作为上进料进入反应器2re上部，与反应器2re内物料混合接触；

反应器2re，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2re的下部反应空间中循环加工；

③煤加氢直接液化反应过程ru，包含1个预加氢反应段0pre、一个用分步输入原料式组合反应器组成的第一反应段；

在预加氢反应段0pre，煤浆物料f1进行煤加氢直接液化预加氢反应转化为煤加氢直接液化预加氢反应产物0pre-rp，至少一部分预加氢反应产物0pre-rp进入第一反应段的反应器1re的反应空间中；

④煤加氢直接液化反应过程ru，包含1个预加氢反应段0pre、一个用分步输入原料式组合反应器组成的第一反应段；

在预加氢反应段0pre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物0pre-rp，基于预加氢反应产物0pre-rp得到重量上主要由含固料浆组成的液料0plpx，至少一部分液料产物0plpx进入第一反应段的反应器1re的反应空间中进行煤液化反应。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～98％。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工煤浆原料的同时，可以加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，通常，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1为稠煤浆；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2为稀煤浆，稀煤浆kf2的煤浓度低于稠煤浆kf1的煤浓度的绝对差额为5～35％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，一般，在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度ca为35～50％，稠煤浆的煤浓度cb为50～70％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，一般，在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度ca为35～50％，稠煤浆的煤浓度cb为50～70％；

在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稠煤浆wf2的重量流量wf2-w与稀煤浆wf1的重量流量wf1-w的比值为浆浆比k100，k100＝(wf2-w)/(wf1-w)，k100为0.01～1.0。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～2500nm³/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆进料中含有的供氢溶剂油，主要由常规沸点为250～530℃烃类组成；

通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，以全部进料计算，供氢溶剂ds的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，可以选自下列物料中的1种或几种：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。

附图说明

以下结合附图详细描述本发明，附图是为了描述本发明而绘制的，但是它不能限定本发明的应用范围。

图1是2台典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器1are、1bre组成的串联反应系统，属于设置液体产物强制循环系统的上流式悬浮床加氢反应器系统，可用于同时加工2路煤浆的煤加氢直接液化反应系统。

如图1所示，在反应器1are系统中，经管道101输送的第一油煤浆和氢气的混合物1af，与经管道159输送的循环液相1arl(可能含有气相)混合为混合料1atf，经管道102输送进入反应器1are的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1atfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1as的整个水平进料截面上；1atfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1as，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1ask，每个分配单元1ask设置分配盘1as下部进料管(图中未示出)和分配盘1as上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1as下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1as下部进料管穿过分配盘1as后进入分配盘1as上部泡罩中，然后经过分配盘1as上部泡罩与分配盘1as下部进料管的穿过分配盘1as的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器1are主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1are的顶部产物1artp经管道111输送。

如图1所示，在反应器1bre系统中，经管道171输送的第二油煤浆1bf，与经管道169输送的循环液相1brl(可能含有气相)混合为混合料1btf，经管道181输送进入反应器1bre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1btfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1bs的整个水平进料截面上；1btfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1bs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1bsk，每个分配单元1bsk设置分配盘1bs下部进料管(图中未示出)和分配盘1bs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1bs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1bs下部进料管穿过分配盘1bs后进入分配盘1bs上部泡罩中，然后经过分配盘1bs上部泡罩与分配盘1bs下部进料管的穿过分配盘1bs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器1bre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1bre的顶部产物1brp。

如图1所示，顶部产物1brp通过反应器1bre上部内壁与液体收集杯1bv外壁之间的环形间隙后，进入反应器1bre上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1bv组成的部分脱液空间。如图1所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1bv中，并在收集杯1bv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1bkrl进入收集杯1bv底部的导管1bvp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1bpump中，加压后的循环液相1arl经过管道159输送然后与混合物1af混合为混合料1atf，加压后的循环液相1brl经过管道169输送然后与物料1bf混合为混合料1btf，经管道181输送进入反应器1bre中循环加工。

如图1所示，顶部产物1brp分离为循环液相1bkrl和净产物1brtp，净产物1brtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1bre顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1bv液面之下的产物导流管191上行排出反应器1bre，进入下游加工流程中。

如图1所示，反应器1bre设置收集杯1bv并存在循环液相操作，即存在循环液相1arl和或循环液相1brl。

如图1所示，反应器1are可以使用或不使用循环液相1arl，但是反应器1bre使用循环液相1brl。

图2是本发明的分步输入原料式组合反应器的典型结构和系统流程示意图，示出的是2路煤浆进料。根据需要，该反应器可以接受多个煤浆进料，且各路煤浆的总反应停留时间不同。

如图2所示，组合反应器1re，包括底部壳体、第一反应段1are、第二反应段1bre、顶部壳体，反应器壳体设置底部进料口、侧壁进料口、顶部产品出口、收集液导出口，反应器内部设置第一分配盘、第二分配盘。

如图2所示，在组合反应器1re系统中，经管道101输送的第一油煤浆和氢气的混合物1af，与经管道159输送的循环液相1arl(可能含有气相)混合为混合料1atf，经管道102输送进入反应器1re的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1atfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到第一分配盘1as的整个水平进料截面上；1atfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1as，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1ask，每个分配单元1ask设置分配盘1as下部进料管(图中未示出)和分配盘1as上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1as下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1as下部进料管穿过分配盘1as后进入分配盘1as上部泡罩中，然后经过分配盘1as上部泡罩与分配盘1as下部进料管的穿过分配盘1as的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器的下端即1are段内的主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应1are-r转化为反应段1are的上部产物1are-p。

如图2所示，在反应器1re的上段即反应段1bre系统中，经管道171输送的第二油煤浆1bf，与经管道169输送的循环液相1brl(可能含有气相)混合为混合料1btf，经管道181输送进入反应器1re的内部，与反应器下段即1are段的产物1are-p混合为二段进料1btf上行；通常，混合料1btf经管道181输送进入反应器1re内经过内置物料分配器，以便使混合料1btf与上行产物1are-p均匀混合。

如图2所示，在反应器1re的上段，使二段进料1btf尽可能平均分布到分配盘1bs的整个水平进料截面上；分配盘1bs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1bsk，每个分配单元1bsk设置分配盘1bs下部进料管(图中未示出)和分配盘1bs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1bs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1bs下部进料管穿过分配盘1bs后进入分配盘1bs上部泡罩中，然后经过分配盘1bs上部泡罩与分配盘1bs下部进料管的穿过分配盘1bs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在上段1bre的主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应1bre-r转化为反应段1bre的上部产物1bre-p。

如图2所示，顶部产物1bre-p通过反应器1re上部内壁与液体收集杯1v外壁之间的环形间隙后，进入反应器1re上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1v组成的部分脱液空间。如图2所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1v中，并在收集杯1v内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1krl进入收集杯1v底部的导管1vp中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1pump中，加压后的循环液相1krl经过管道159输送然后与混合物1af混合为混合料1atf，加压后的循环液相1brl经过管道169输送然后与物料1bf混合为混合料1btf。

如图2所示，顶部产物1bre-p分离为循环液相1krl和净产物1rtp，净产物1rtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1re顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1v液面之下的产物导流管191上行排出反应器1re，进入下游加工流程中。

如图2所示，反应器1re设置收集杯1v并存在循环液相操作，即存在循环液相1arl和或循环液相1brl。

如图2所示，反应段1are可以使用或不使用循环液相1arl，但是反应段1bre使用循环液相1brl。

图2所示本发明的分步输入原料式组合反应器，是1台典型的串联2个反应区的加工2路煤浆的组合反应器系统，与图1所示流程相比，对于煤加氢直接液化装置，其优点在于：

①可实现2台串联小型反应器的大型化从而减少反应器台数，可简化反应系统、节省投资；

②可有效利用2台反应器的总高度形成的筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵工作压差。

本发明组合反应器可与下游和或上游反应器组合为完整的煤加氢直接液化反应过程，其组合方式，至少包括图3至图6示出的4种组合方式。

图3是使用分步输入原料式组合反应器的第一种2级煤加氢直接液化反应过程的流程示意图，在图2所示流程的基础上，增加了一台悬浮床反应器组成的第2反应段，进行深度煤加氢直接液化反应，第一反应段产物1rtp，全部作为下进料进入二段反应器2re。

如图3所示，在反应器2re系统中，经管道201输送的第一反应段产物1rtp，与经管道259输送的循环液相2rl(可能含有气相)混合为混合料2tf，经管道202输送进入反应器2re的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2tfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2s的整个水平进料截面上；来自分配盘2s下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2s后向上流动，在反应器2re主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2re的顶部产物2rp。

如图3所示，顶部产物2rp进入反应器2re上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2v组成的部分脱液空间进行部分脱液，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2v中，并在收集杯2v内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2krl进入收集杯2v底部的导管2vp中向下流动排出反应器2re，经过管道258进入循环加压泵2pump中，加压后的循环液相2rl经过管道259输送，然后与混合物2f混合为混合料2tf，经管道202输送进入反应器2re中循环加工。

图4是使用分步输入原料式组合反应器的第二种2级煤加氢直接液化反应过程的流程示意图，在图2所示流程的基础上，增加了一台悬浮床反应器组成的第2反应段，进行深度煤加氢直接液化反应，第一反应段排出2个产物：作为二段反应器2re下进料1alpa的液相产物和作为二段反应器2re上进料的顶部气液产物1rtp。

如图4所示，与图3所示流程不同，来自反应器1re的收集液经过管道158进入循环加压泵1pump中，加压后的第一循环液相1arl经过管道159输送返回反应段1are，另外增加了加压后的液相产物1alpa经过管道163输送进入2re。

如图4所示，在反应器2re系统中，液相产物1alpa、经管道200输送的氢气2h，与经管道259输送的循环液相2rl(可能含有气相)混合为混合料2tf，经管道202输送进入反应器2re的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2tfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2s的整个水平进料截面上；来自分配盘2s下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2s后向上流动，在反应器2re主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2re的顶部产物2rp。

如图4所示，顶部产物2rp通过反应器2re上部内壁与液体收集杯2v外壁之间的环形间隙后，进入反应器2re上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2v组成的部分脱液空间，与来自反应器1re的混相产物1rtp混合后进行部分脱液。如图4所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2v中，并在收集杯2v内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2krl进入收集杯2v底部的导管2vp中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2pump中，加压后的循环液相2rl经过管道259输送，然后与混合物2h混合为混合料2tf。

如图4所示，反应器2re顶部物料分离为循环液相2krl和净产物2rtp，净产物2rtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器2re顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯2v液面之下的产物导流管291上行排出反应器2re，进入下游加工流程中。

如图4所示本发明的第3种典型流程，与如图3所示本发明的第2种典型流程相比，对于煤加氢直接液化装置，其特点在于：一段气相反应产物，绝大多数随物料1rtp直接进入反应器2re顶部排出反应器2re，不通过反应器2re的主体反应空间；反应器2re的主体反应空间使用新氢所以氢气分压高；随物料1rtp直接进入反应器2re顶部的液相，部分或大部分作为集液杯2v的收集液进入2re的主体反应空间中，其余部分直接排出反应器2re顶部。

图5是使用分步输入原料式组合反应器的第三种2级煤加氢直接液化反应过程的流程示意图，在分步输入原料式组合反应器的上游增加了一台悬浮床反应器0pre组成的预加氢反应段，进行浅度煤加氢直接液化反应得到浅度煤加氢直接液化反应产物，第一反应段净产物0prtp，全部作为下进料进入反应器1re。

如图5所示，在反应器0pre系统中，经管道051输送的油煤浆和氢气的混合物0pf1，与经管道059输送的循环液相0prl1(可能含有气相)混合为混合料0ptf，经管道052输送进入反应器0pre的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器0ptfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘0ps的整个水平进料截面上；来自分配盘0ps下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘0ps后向上流动，在反应器0pre主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器0pre的顶部产物0prp。

如图5所示，顶部产物0prp通过反应器0pre上部内壁与液体收集杯0pv外壁之间的环形间隙后，进入反应器0pre上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯0pv组成的部分脱液空间。如图5所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯0pv中，并在收集杯0pv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相0prl进入收集杯0pv底部的导管0pvp中向下流动排出反应器，经过管道058进入循环加压泵0ppump中，加压后的循环液相0prl1经过管道059输送，然后与混合物0pf1混合为混合料0ptf，经管道052输送进入反应器0pre中循环加工。

如图5所示，顶部产物0prp分离为循环液相0prl和净产物0prtp，净产物0prtp为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器0pre顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯0pv液面之下的产物导流管057上行排出反应器0pre，进入下游反应器1re中。

图6是使用分步输入原料式组合反应器的第四种2级煤加氢直接液化反应过程的流程示意图，在分步输入原料式组合反应器的上游增加了一台悬浮床反应器0pre组成的预加氢反应段，进行浅度煤加氢直接液化反应得到浅度煤加氢直接液化反应产物，与图5所示的流程的不同之处在于，预加氢反应器0pre的液相产物0plpa进入反应器1re的底部进料1atf中，预加氢反应器0pre的顶部气液产物0prtp至少不经过反应器1re的主体反应空间，图6示出的是预加氢反应器0pre的顶部气液产物0prtp不经过反应器1re的情况。

如图6所示，与图5所示流程的不同之处在于，反应器0pre收集液经过管道058进入循环加压泵0ppump中，加压后的循环液相0prl1经过管道059输送返回0pre，另外增加了加压后的液相产物0plpa经过管道063输送进入1re中。

根据需要，也可以对分步输入原料式组合反应器的第二煤浆进料，在上游增加了一台悬浮床反应器组成的预加氢反应段，然后将基于预加氢反应产物的含有液相料浆的物料引入反应器1re的第二进料口。

根据需要，可以在图3至图6所示流程的基础上，增加反应级构成多级煤加氢直接液化反应系统。

本发明分步输入原料式组合反应器及其组成的2级或多级串联煤加氢直接液化反应系统，能够使用高度相同的2个或多个反应器，从而便于安装布置等高的设备检修平台、巡检平台，它允许第二原料在任意合适的位置加入反应系统中，而不影响反应器系统的最优化设计和操作平台布置。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，指的是绝对压力。

本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。

本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。

本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。

本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。

本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。

本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。

本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。

本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。

本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。

本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。

本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。

以下描述供氢烃。

本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液化反应过程ar中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃，是煤加氢直接液化过程ar使用的供氢溶剂油的理想组分。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：

以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。

本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：

①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(sce)抽提率不太高；

②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和ii(src-1和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；

③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和newlg)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；

④煤和渣油联合加工法(c0·processing)：油煤共炼，指的是同时对煤和非煤衍生油进行共加工，通常以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；

⑤地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工；

⑥干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；。

以下描述煤加氢直接液化过程ar。

本发明所述煤加氢直接液化过程ar，指的是在溶剂油存在条件下煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：

①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法i和ii(src-i和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；

②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和newlg)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；

③煤和渣油联合加工法(c0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油；美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；

④中国神华集团煤直接液化方法；

⑤专利cn100547055c载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。

煤加氢直接液化过程ar中，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～530℃、多数为200～450℃、最佳者为265～430℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进入高芳烃加氢热裂化反应过程br进行加工。

本发明所述煤加氢直接液化过程ar，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。

在煤加氢直接液化反应过程ar运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程ar用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油a，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油b，此时存在a和b两路外排油，a和b两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。

在煤加氢直接液化反应过程ar中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的快速加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢直接液化反应过程ar中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上更像一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒吸附粘度大的胶质、沥青质分子mk，并使mk与固体催化剂表面的活性氢接触，从而抑制其热缩；在煤加氢直接液化反应过程ar中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物sh-z的复原催化剂，固体催化剂颗粒吸附sh-z，并使sh-z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物sh-z的复原速度；在煤加氢直接液化反应过程ar中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢直接液化反应过程ar中，从一定意义上讲，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程ar中，由于供氢溶剂ds的作用非常重要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程的操作条件和效果自然极其重要。

本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度cwh与该催化剂床层的空床静置状态的高度cuh之比值kbed，通常，kbed低于1.10时称为微膨胀床，kbed介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。

本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点k处的中间产物xk或最终产物xk中的至少一部分液相xk-l作为循环液流xk-lr返回物流xk上游反应区，循环液流xk-lr的反应产物流过k点并存在于xk之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。

本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。

本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。

本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。

本发明煤加氢直接液化反应过程ar，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；

③微膨胀床。

本发明高芳烃加氢热裂化反应过程br，使用的反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；

③上流式微膨胀床；

④上流式固定床；

⑤下流式固定床；

⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。

本发明溶剂油加氢稳定反应过程cr，使用的反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；

③上流式微膨胀床；

④上流式固定床；

⑤下流式固定床；

⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。

煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。

煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。

煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程ar，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程ar，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程ar或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。

煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程ar需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程ar，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程ar的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程ar的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程ar存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程ar的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程ar，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程ar最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程ar，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程ar的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程ar存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程ar的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程ar，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程ar最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程ar，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程ar的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程ar难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程ar，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程ar进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程ar进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程ar，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程ar的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程ar难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程ar，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出系统不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回ar。

以下描述本发明的特征部分。

本发明用分步输入原料式组合反应器的煤加氢直接液化反应过程，其特征在于：

在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含煤粉的煤浆进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为反应产物rup，回收反应产物rup；

煤加氢直接液化反应过程ru，包含至少1个反应段，包含至少一个含有分步输入原料式组合反应器的反应段；

所述分步输入原料式组合反应器，包括底部壳体、下部反应段、上部反应段、顶部壳体，反应器壳体设置下部反应段进料口、上部反应段进料口、顶部产品出口、收集液导出口；

所述一个反应段，指的是包含一个煤加氢直接液化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

煤加氢直接液化反应过程ru的反应段k，使用分步输入原料的上流式反应器kre，在反应器kre内的反应空间的不同高度接收至少2路液料，分为下部反应段kare和上部反应段kbre，在反应器kre的顶部空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：

①在下部反应段kare，含第一液料kf1的物料ksf1进入反应器kne的下部反应空间kare进行主体流向向上的流动，进行至少一部分煤加氢直接液化反应kare-r转化为下部反应空间产物kare-p；

②在反应器krne内部，在下部反应段kare的上部，含第二液料kf2的物料ksf2进入反应器kre内部，与kre下部反应段kare产物kare-p接触混合成为混合物mp-to-ts；

基于混合物mp-to-ts的物料用作上部反应空间原料f-in-ts；

③在上部反应段kbre，上部反应空间原料f-in-ts进入反应器kre的上部反应空间kbre进行主体流向向上的流动，进行至少一部分煤加氢直接液化反应kbre-r转化为上部反应空间产物kbre-p；

④在反应器kre顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的混相物料分液空间中，来自反应器kre内部空间的产物kre-ip，进行气液分离得到收集杯排出的收集液kre-rl和其它产物；

⑤在液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经循环泵加压后返回反应器kre的反应空间循环加工。

本发明，通常，所述分步输入原料式组合反应器kre，包括底部壳体、下部反应段、上部反应段、顶部壳体，反应器壳体设置下部反应段底部进料口、上部反应段侧壁进料口、顶部产品出口、收集液导出口，至少使用2个串联布置的上行反应物料分布器；

所述上行物料，指的是反应器kre内的主体方向向上流动的反应物料。

本发明，一般，在使用分步输入原料的上流式反应器kre的内部，至少使用2个水平布置的上行反应物料截面分布器；在下部截面分布器到上部截面分布器之间的空间dh中，在靠近上部截面分布器的位置，设置将原料液料导入空间dh的液料输入管；

所述上行物料，指的是反应器kre内的主体方向向上流动的反应物料；

所述截面分布器，指的是反应器kre内水平布置的能够将来自其下部空间的上行物料均匀分布到分布器上部反应空间的物料分配器。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，基于反应器kre产物的含料浆物料进入下游煤加氢直接液化反应过程中进行深度煤液化反应；

所述料浆物料指的是含有煤加氢直接液化反应所得固体转化物和液体转化物的物料。

本发明，根据需要，在煤加氢直接液化反应过程ru，反应器kre的含料浆进料，是基于上游煤加氢直接液化反应器产物的含料浆物料；

所述料浆物料指的是含有煤加氢直接液化反应所得固体转化物和液体转化物的物料。

本发明，通常，在反应器kre的液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经循环泵加压后返回反应器kre的下部反应段kare和或上部反应段kbre的反应空间循环加工。

本发明，一般，在反应器kre的液料循环系统，至少一部分收集液kre-rl经同1台循环泵加压后分为2路循环料，第一路循环料返回反应器kre的下部反应段kare的反应空间循环加工，同时第二路循环料返回反应器kre的上部反应段kbre的反应空间循环加工。

本发明，反应器kre的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床与沸腾床组合反应器，在悬浮床反应空间同时设置沸腾床反应区。

本发明，所述进入反应器kre的液料，可以选自下列液料中的1种或几种：

①油煤浆或煤液化中间产物料浆，在煤加氢直接液化反应过程进行煤加氢直接液化反应；

②在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物料浆的条件下，另一路液料为基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在反应器kre中进行加氢热裂化反应；

③在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物液料的条件下，基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在加氢稳定反应过程mr进行加氢稳定反应，生产煤加氢直接液化反应过程需要的供氢溶剂油，供氢溶剂油进入反应器kre中参与煤液化反应；

④在保证一路液料为油煤浆或煤液化中间产物料浆的条件下，另一路液料为非煤基重油，即形成煤油共炼。

本发明，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆或含固体的非煤基重油或不含固体的非煤基重油。

本发明，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆或含固体的非煤基重油或不含固体的非煤基重油；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2，可以是油煤浆或煤液化中间产物料浆。

本发明，通常，煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的至少2个反应段，第一反应段是分步输入原料式组合反应器构成的反应段，煤加氢直接液化反应过程ru的流程方式，可以选自下列中的1种或几种：

①煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的2个反应段；

第一反应段是用分步输入原料式组合反应器1re组成的反应段，第一反应段排出含气相和液相的混相产物1rtp；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re；第一反应段的含气相和液相的混相产物1rtp作为下进料进入反应器2re下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

②煤加氢直接液化反应过程ru，包含料浆物料串联操作的2个反应段；

第一反应段是用分步输入原料式组合反应器1re组成的反应段，第一反应段排出含气相和液相的混相产物1rtp、重量上主要由含固液料组成的液料1alpa；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2re，第一反应段产物液料1alpa作为下进料进入反应器2re下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2rtp排出反应器2re；

同时，第一反应段的含气相和液相的混相产物1rtp作为上进料进入反应器2re上部，与反应器2re内物料混合接触；

反应器2re，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2re的下部反应空间中循环加工；

③煤加氢直接液化反应过程ru，包含1个预加氢反应段0pre、一个用分步输入原料式组合反应器组成的第一反应段；

在预加氢反应段0pre，煤浆物料f1进行煤加氢直接液化预加氢反应转化为煤加氢直接液化预加氢反应产物0pre-rp，至少一部分预加氢反应产物0pre-rp进入第一反应段的反应器1re的反应空间中；

④煤加氢直接液化反应过程ru，包含1个预加氢反应段0pre、一个用分步输入原料式组合反应器组成的第一反应段；

在预加氢反应段0pre，煤浆物料f1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物0pre-rp，基于预加氢反应产物0pre-rp得到重量上主要由含固料浆组成的液料0plpx，至少一部分液料产物0plpx进入第一反应段的反应器1re的反应空间中进行煤液化反应。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～98％。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工煤浆原料的同时，可以加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，通常，在反应器kre中，进入下部反应段kare的物料kf1为稠煤浆；

在反应器kre中，进入上部反应段kbre的物料kf2为稀煤浆，稀煤浆kf2的煤浓度低于稠煤浆kf1的煤浓度的绝对差额为5～35％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，一般，在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度ca为35～50％，稠煤浆的煤浓度cb为50～70％。

本发明反应器kre，加工2路煤浆时，一般，在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度ca为35～50％，稠煤浆的煤浓度cb为50～70％；

在反应器kre中，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稠煤浆wf2的重量流量wf2-w与稀煤浆wf1的重量流量wf1-w的比值为浆浆比k100，k100＝(wf2-w)/(wf1-w)，k100为0.01～1.0。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～2500nm³/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆进料中含有的供氢溶剂油，主要由常规沸点为250～530℃烃类组成；

通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，以全部进料计算，供氢溶剂ds的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。

本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。

本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，可以选自下列物料中的1种或几种：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。

详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。

根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或3000ppm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的液硫或二硫化碳或二甲基二硫等。

以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。

加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离或含有固体颗粒时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环热高分油进行循环加氢。

在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。

加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200ppm(v)，最好不大于50ppm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。

对于煤加氢直接液化反应过程ar，因为常规气体烃、co、co2产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过psa提氢或经过“水蒸气转化制氢+psa提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。

新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。

本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。