本发明涉及用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，用于灵活调节或降低煤加氢直接液化反应过程ru的液相剂煤比，含低沸点烃kc的配浆溶剂油kl配制出的煤浆kmj，在ru初期反应过程即完成大部分低沸点组分kc的汽化并随气相快速穿过反应空间，与配浆溶剂油中的不汽化的高沸点组分hc相比，在反应过程的停留时间可缩短30～60％甚至更多，从而显著降低部分溶剂油组分的总体裂解率，相应提高热裂化反应选择性、提高总体液体收率、降低氢气消耗，提高过程经济性；回收煤加氢直接液化反应产物过程得到含有低沸点组分kc的烃油物料可以循环使用。
背景技术：
：现有的煤加氢直接液化工艺即气液并流反应式煤加氢直接液化工艺，之所以不能大规模商业化推广，一个重要的因素是大量使用溶剂油，形成包含如下所述无法避免的缺陷：①过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，将发生大量的非目标性热裂化负反应，损失液体烃，降低总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；②由于过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，为了抑制过度热裂化反应则必然导致煤液化转化率降低；为了保证合理高的煤液化转化率，必然导致溶剂油过度热裂化，反复循环过程的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量不足并且沸点趋于变低，即循环溶剂油存在数量不足、组分变轻的倾向，严重时需要外部供应溶剂油，这种情况已经在工业装置上长期存在；③过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了过程规模，大幅度增加系统投资和能耗；④过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度增加氢气成本。因此，在不需要大幅度改变现有配输煤浆的技术的基础上，需要提出一种可以灵活调节或降低煤加氢直接液化反应过程ru的液相剂煤比的方法，以彻底摆脱常规煤加氢直接液化方法中的选剂和配浆输煤方法的限制，以灵活调整反应过程的最佳剂煤比和降低剂煤比，提高过程操作灵活性和经济性。本发明所述煤加氢直接液化反应剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值；本发明所述煤加氢直接液化反应液相剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的存在于液相中的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值；由于煤粉几乎全部存在于液相中，而煤浆溶剂油总是会部分地汽化进入气相中，因此，在煤加氢直接液化反应过程，反应液相剂煤比总是低于反应过程的剂煤比，本发明正式基于这一特征而提出的，本发明的目的是：在操作许可的前提下，最大程度地扩大反应液相剂煤比与反应剂煤比的差额，降低反应液相剂煤比。以下分析煤加氢直接液化反应过程的不同位置对供氢剂的需求。众所周知，煤加氢直接液化反应过程，一般要经历煤的热解、加氢和进一步分解等过程，最终成为稳定的可蒸馏的液体分子。煤的热解过程，要将煤转化为液体，必须破坏煤的大分子结构，使其分解为适合进一步加工的尺寸。所以，煤直接液化的第一步就是破坏煤的大分子结构。由于直接液化原料煤的大分子结构中，连接基本结构单元的桥键强度较弱，当施加外作用力超过桥键的强度时，连接基本结构单元的桥键会发生断裂，分解为自由基碎片，由于这一过程一般是通过提高温度来实现，通常称之为热解。在热解过程中，煤是被加在循环溶剂中制成煤浆后来参与反应的，所以煤在热解的同时，也会发生溶解等物理反应。不同的工艺可能将氢气与溶剂一起使用，有的可能使用催化剂。这一步的工艺条件相差很大，温度通常为370～470℃，压力通常为15～30mpa。煤热解产生的自由基，易发生聚合反应。溶剂在该步骤中的作用相当重要，它以两种途径减少聚合反应。第一种途径是它在物理上将反应产生的自由基碎片在溶剂中分开。因此，这种溶剂对重质芳香物的溶解性能要好。第二个途径是释放氢给自由基，使其成为稳定分子。该途径适合溶剂中含有稠环芳香烃结构的分子。溶剂中部分加氢的芳香烃可以向反应性高的自由基碎片转移和提供氢，氢化溶剂中提供的氢的反应活性比气态氢要高许多。在高压催化体系中，一般认为气相氢是通过与溶剂反应再转移至煤的。加氢程度合适的溶剂中的氢反应活性很高，因此始终保证溶剂中含有活性氢非常重要。煤的热解过程虽然伴随着煤的溶解，但是煤的热解还是该阶段的主要反应。煤与溶剂加热到250℃附近时，煤中就有一些弱键发生断裂，可产生小分子产物。当加热温度超过250℃进入到煤液化温度范围时，发生多种形式的热解反应，煤中的不稳定的键开始断裂，如羰基键、羧基键、醚键、硫醚键、亚甲基键、低键能的氢碳键。在煤热解过程中，煤的溶解现象同时发生，这里所指的煤的溶解现象是不包括热解自由基碎片的溶解，是煤本身的物理溶解现象。煤的溶解现象可用煤的两相结构模型解释，大分子网络为固定相，镶嵌在其中的小分子则为流动相。煤加氢直接液化反应过程中的加氢裂化过程，包含两个含义，一是热解产生的亚稳定自由基碎片通过加氢变成稳定分子，二是将裂化产生的大分子产物进一步加氢裂化成小分子。热解反应过程中产生的物质仍含有大分子。如果把可蒸馏液体作为最终产品，这些分子必须通过加氢裂化来降低分子尺寸。加氢裂化还有另外一个作用，即脱出不成比例的硫和氮。加氢裂化反应可以与煤的热解反应在同一反应器中进行，或者作为独立的操作步骤。在第一种情况下，可以使用价廉的可弃性铁系催化剂或载体金属催化剂。第二种情况通常使用载在氧化铝上的金属催化剂。煤的大分子中的弱键在加热到一定的温度后发生断裂，产生了以煤的结构单元为基础的小碎片，并在断裂处带有未配对的电子，这种带有未配对电子的分子碎片在化学上称为自由基，它的相对分子量范围为300～1000。借助于现代大型分析仪器一电子自旋共振仪可以测得煤热解产生的自由基浓度。自由基带的未配对电子具有很高的反应活性，它有与邻近的自由基上未配对电子结合成对(即组成共价键)的趋势，而氢原子是最小、最简单的自由基，如果煤热解后的自由基碎片能够从煤基质或溶剂中获得必要的氢原子，则可以使自由基达到稳定。从煤的基质中获得氢的过程实际上是进行了煤中氢的再分配，这种使自由基稳定的过程称之为自稳定过程。从溶剂分子身上获得氢原子称之为溶剂供氢。溶剂中某些部分氢化的多环芳烃很容易释放出氢原子，如9，10-二氢蒽中9，10位上的碳氢键键能也不太高，在反应温度下容易断裂释放出2个氢原子而自身又成为蒽分子，这种具有向煤的自由基碎片供氢能力的溶剂称为供氢溶剂。如果煤的自由基碎片得不到氢原子而它的浓度又很大时，这些自由基碎片就会相互结合而生成相对分子量更大的化合物或者生成焦炭，这种现象在煤液化的初期反应阶段很明显，因为煤自由基碎片浓度很高。自由基稳定后的中间产物相对分子量分布很宽，相对分子量小的是馏分油，相对分子量大的称为沥青烯，相对分子量更大的称为前沥青烯，前沥青烯可进一步通过加氢分解成相对分子量较小的沥青烯、馏分油和气体。同样沥青烯通过加氢可进一步生成馏分油和烃类气体，通常将煤直接液化的反应称为平行串联反应。当煤液化反应在氢气压力气氛下和催化剂存在时，氢气分子被催化剂活化，活化后的氢分子可以直接与稳定后的中间产物分子反应，这种反应称为加氢。加氢反应再细分类别则有芳烃加氢饱和、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化等。加氢催化剂的活性不同，或加氢条件的苛刻度不同，加氢反应的深度也不同。在煤液化反应器内，仅能完成部分加氢反应，煤液化产生的一次液化油还含有大量芳烃和含氧、硫、氮杂原子的化合物，必须对液化油进一步加氢才能使芳烃饱和及脱出杂原子，达到最终产品--汽油、柴油的质量标准，第二步的再加氢，通常称为液化油的加氢提质。中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，该煤液化项目包含煤加氢直接液化反应过程ru、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，总物料平衡中石脑油产品数量远低于柴油馏分数量，也就是说主产品是柴油馏分，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，182页至188页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。大量实验证明，适合于煤液化的常规原料煤，以煤液化率达到90％为目标，在加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段，即完成了煤的大部分热解任务和自由基稳定任务，煤液化率通常可以达到50～75％，通常消耗掉总耗氢的40～60％，随着煤加氢直接液化反应过程的时间延伸，可热解的煤的有机质的数量越来越少，因此煤一次热解自由基碎片的浓度越来越低，煤热解碎片稳定物转化所得稳定分子越来越多，可以充当供氢溶剂的物质越来越多，这样，与煤加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段的供氢溶剂数量相比，后期阶段的供氢溶剂数量出现了相对的富余，为了提高供氢物质的利用率，可以将煤加氢直接液化反应过程ru的固体浓度远低于进料煤浆固体浓度的中间液相产物或最终液相产物，作为进料煤浆稀释剂使用，以顺流或逆流返回方式提供某路进料煤浆在煤加氢直接液化初期反应过程中需要的部分供氢溶剂，也就是说，是一种实现高浓度煤浆即稠煤浆的煤加氢直接液化初期反应过程的经济方法，这样的煤加氢直接液化反应过程的高浓度煤浆的有效进料方法，将具有重大的经济价值。实际上，使用液体产物强循环式反应器，就是一种有效的二次使用溶剂油或供氢溶剂油的方式。中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂：煤粉＝54.95∶45.05，多年的生产实践表明，在其使用的高效煤液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为长周期生成停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用的供氢溶剂油的数量较多，而造成供氢溶剂过剩或利用率低下的原因，不是因为煤加氢直接液化反应过程中的本征需求，实际上主要是因为配浆选剂、煤浆输送过程、加热过程的其它限制性要求，导致溶剂油或供氢剂用量过高。以下分析煤加氢直接液化反应过程对溶剂油的要求以及现行溶剂油不同沸点馏分在煤加氢直接液化反应过程的相态存在方式和对煤液化反应的影响，从而提出本发明设想。现行的加氢直接液化反应过程，使用的溶剂油是常规沸程为200～530℃的烃类，可以大体划分为常规沸程为200～280℃的轻质烃类、230～280℃的轻质烃类、常规沸程为280～350℃的中质烃类、常规沸程为350～530℃的重质烃类；按照它们在加氢直接液化反应过程中的相态变化分析如下：①常规沸程为350～530℃的重质烃类，通常不会汽化，是煤加氢直接液化过程的基本液相组分，也是最理想的液相组分；②常规沸程为280～350℃的中质烃类，在初期反应过程会少量汽化，在操作温度高的后期反应过程会部分汽化，是煤加氢直接液化过程的重要液相组分，是供氢功能优良的溶剂油；③常规沸程为230～280℃的轻质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会部分汽化，在操作温度高的后期反应过程会大部分汽化；因此，常规沸程为200～280℃的轻质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它并不全是反应过程液相组分；④常规沸程为200～230℃的轻质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会大部分汽化，在操作温度高的中后期反应过程会几乎全部汽化；因此，常规沸程为200～230℃的轻质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它不是的反应过程液相组分，因此，不需要它具有良好的供氢能力。从以上分析可以看出，常规沸程为200～230℃的轻质烃类或者常规沸点更低的常规液态烃(比如常规沸程为100～200℃或者常规沸程为150～200℃的轻质烃类)，作为低沸点组分kc用作配浆溶剂油kl配制煤浆kmj，将具有以下特性：在ru初期反应过程即完成大部分至全部汽化并随气相快速穿过反应空间，与配浆溶剂油中的高沸点组分hc相比，在反应过程的停留时间可大幅度缩短比如缩短30～60％甚至更多，由于相同温度下低沸点烃的热裂解反应速度与远低于同类结构的高沸点烃的热裂解反应速度，因此用低沸点烃取代部分高沸点烃配制煤浆，可以显著降低总体溶剂油的热裂解率，相应提高热裂化反应选择性、提高总体液体收率、降低氢气消耗，提高过程经济性。从以上分析可以看出，煤加氢直接液化反应过程煤浆的配浆选剂原则可以改变为：在保证反应液相剂煤比这一操作条件前提下，尽可能多地使用常规沸程为200～230℃的轻质烃类或者常规沸点更低的常规液态烃(比如常规沸程为60～200℃或者常规沸程为130～200℃的轻质烃类)，这样，在保留其配输煤粉的功能的前提下，最大限度地降低总体配浆溶剂油的热裂解率，由于它不是的反应过程液相组分，因此，不需要它是供氢溶剂油，使用煤加氢直接液化反应过程自产的轻质烃类馏分即可；与现有的煤加氢直接液化工艺的配煤浆溶剂的选用原则相比，至少具有如下优势：①降低了配输煤浆用供氢溶剂油的循环量，可以减少降低部分的供氢溶剂油的热裂化负反应，减少液体烃损失，相对而言可以提高总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；②由于避免了对过量的高沸点溶剂油的使用，在保证合理高的煤液化转化率的同时，可以有效降低反应液相剂煤比，减少了高沸点溶剂油过度热裂化，循环过程的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量会变得相对充分甚至过剩，且循环溶剂油的平均沸点会相对趋于变高，即循环溶剂油形成数量充分、沸程相对较高的合理状态，不需要外部供应溶剂油，事实上这种情况已经在工业装置上的低煤转化率工况得到验证；③由于避免了对过量供氢溶剂油的使用，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的规模，相应大幅度降低所述系统的能耗；④由于避免了对过量溶剂油的使用，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度降低氢气成本。本发明的基本设想是：用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，用于灵活调节或降低煤加氢直接液化反应过程ru的液相剂煤比，含低沸点烃kc的配浆溶剂油kl配制出的煤浆kmj，在ru初期反应过程即完成大部分低沸点组分kc的汽化并随气相快速穿过反应空间，与配浆溶剂油中的不汽化的高沸点组分hc相比，在反应过程的停留时间可缩短30～60％甚至更多，从而显著降低部分溶剂油组分的总体裂解率，相应提高热裂化反应选择性、提高总体液体收率、降低氢气消耗，提高过程经济性；回收煤加氢直接液化反应产物过程得到含有低沸点组分kc的烃油物料可以循环使用。采用本发明的煤加氢直接液化反应过程ru，在输送等量煤粉条件下可以降低反应液相剂煤比约10～30％甚至更多，从而大幅度提升工艺过程的经济效益。在常规气液并流式煤加氢直接液化反应过程，后期反应段排出的高温热物流进入热高压分离器之前，通常，必须使用急冷物料对其降温冷却，导致后期反应段反应热，在损失能量的同时，必须使用急冷物料的循环系统，第一方面循环系统增加投资，第二方面因为循环急冷物料的循环增压能耗和热能损失，第三方面，急冷油会部分地作为热高压分离器的热高分油通过热高分油降压阀，并在降压过程汽化为气体，然后在热低压分离器中进入热低压分离气中，经过冷凝过程得到冷凝液，冷凝液经过加压泵增压后作为急冷液循环使用，这一个过程，增加了热高分油降压阀的气蚀性磨损，缩短了降压阀寿命。而本发明的低沸点配浆溶剂油，不会在这一过程发生相态转换(由气相液化为液相)释放大量热量，因此，可以改善相关操作，第一方面可以降低急冷物料的循环量，第二方面可以降低循环急冷物料的循环增压能耗和热能损失，第三方面，不会以液料形式作为热高压分离器的热高分油通过热高分油降压阀，一次，相对的降低了热高分油降压阀的气蚀性磨损，利于延长了降压阀寿命。本发明，可以组合应用其它技术，如增加高分气的液体洗涤的步骤、增加氢气bh气提热高分油的脱轻组分的步骤，对形成加氢生成油的热高压分离区，可以使用向热高分油净产物中注入稀释油降低固体浓度的步骤、向热高分油净产物中注入冷却油降低其温度的步骤等。本发明，可以通过变化各段加氢反应过程的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的碳氢物料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺。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ru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ru循环裂化，以多产石脑油。当然，可以将ru(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入供氢溶剂的生产过程mr转化为供氢溶剂二次使用。本发明，也可用于煤油共炼过程。事实上，在早期德国采用ig工艺运转的煤加氢液化装置中，配浆溶剂油为重质油，1份煤与1～1.5份循环溶剂混合制成煤浆煤浆；后期的改进工艺中，使用中油(常规沸程为200～330℃)：重油(常规沸程为330～470℃)的重量比例为40：60的配浆溶剂油，很明显，这种输煤浆方法，无法实现本发明的效果。在eds煤加氢直接液化工艺中，配浆溶剂全部是供氢溶剂，供氢溶剂的沸点范围约为200～460℃，供氢溶剂中80％的组分的常规沸程为200～370℃。中国神华鄂尔多斯煤制油分公司投产运行的100万吨/年煤加氢直接液化装置，配浆溶剂油全部使用煤液化生成油馏分油加氢稳定后得到的供氢溶剂油，供氢溶剂的常规沸程约为200～530℃，配浆剂煤重量比为1.22∶1.0，基本不含常规沸程低于200℃的组分。但是，这种输煤浆方法，也无法实现本发明的效果。很明显，本发明相当于把煤粉的输送任务分为2部分，第一部分目的是输送全部或绝大部分的参与反应的溶剂油(高沸点溶剂油)同时输送部分煤粉，这一个任务用常规煤浆配置和输送方案完成，这样兼顾反应系统热平衡的需要；第二部分目的是用本发明方法灵活输送剩余煤粉；2种方法共同使用，来满足反应过程的动力学要求(控制必要的固体浓度、控制液态热载体数量、降低循环溶剂油数量)，因此，灵活性、精准程度将大幅度提高。在充分利用必需的溶剂油的加热、稀释、供氢能力的前提下，可以大幅度降低配煤浆用供氢溶剂油的比例，本发明可以把反应过程的总体原料的煤粉/(煤粉+供氢溶剂油或高沸点溶剂油)的比例，提高到55～65％甚至更高的水平。本发明的效果，是现有煤加氢直接液化工艺无法做到的，可大幅度提高过程经济性。迄今为止，所有的煤加氢直接液化工艺的溶剂油配输煤方法，都是把煤加氢直接液化反应过程的原料加热温度这样一个涉及反应过程热平衡的问题，与煤浆浓度这样一个直接影响反应过程反应速度、溶剂效率涉的动力学问题，以及反应液相剂煤比这样一个溶剂油效率问题，耦合或纠缠在一起而无法实现各自的自由独立控制，或者说无法实现各变量的一定宽范围的自由调节、控制，而被煤浆加热这样一个输入热能的物理过程所制约，这必然导致前述的过多使用供氢溶剂油或高沸点溶剂油(二者均属于高成本溶剂油)而带来的缺点，这说明需要一种有效的解耦技术。从相态转换角度讲，本发明实质上是将一个低沸点液料煤浆在另一个高温高沸点液料煤浆中分离为待回收气相烃和煤粉的过程，但是分离出的煤粉同时被高沸点液料接触、混合、携带流动成为煤浆或反应料浆，避免了极高浓度煤浆或干煤粉相的生成和聚集，从而完成了煤粉从第一次输煤溶剂液相到第二输煤溶剂液相的传递，因此，本发明也可称之为“煤粉在浆液之间转移的接力式输煤方法”。事实上，液体输送固体粉料、气体输送固体粉料的方法早已实现普遍应用，但是，迄今之前，本发明这种将液体输送固体粉料、粉料在液相间传递、第一输煤溶剂回收反应热汽化后离开液相进入气相并快速离开高温反应过程，然后回收气相得到第一次输煤溶剂的液相循环使用的方法，为何没有被人提出？其中的一个原因可能是，为了降低煤浆配置过程的系统泄露概率、溶剂蒸发损失、降低煤浆配置过程的操作压力、提高配浆过程操作温度以加快煤粉的热溶反应等，低沸点溶剂油不是合理的配浆溶剂。然而，本发明人已经发现，在所述煤加氢直接液化反应过程，优化“反应液相剂煤比”具有重大经济价值，而现有煤加氢直接液化技术并未出现这一概念，因而也没有提出相应的解决方案。事实上，本发明人正是在明确“反应液相剂煤比”这一概念的同时，提出了本发明。为了优化“反应液相剂煤比”，提出本发明是一件自然而然的事件。对于含有至少2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，使用本发明人提出的液料串联、氢气并联操作的反应方式，或者使用本发明人提出的液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应方式，则可以将低沸点烃kc在反应过程的停留使劲再次大幅度缩短比如可以缩短30～60％甚至更多，这样用低沸点烃取代部分高沸点烃配制煤浆，这部分溶剂油的热裂解时间可以降低至对应量的20～35％甚至更低数值，烃类热裂解率可以降低至对应量的7～15％甚至更低数值，可以显著相应提高热裂化反应选择性、提高总体液体收率、降低氢气消耗，提高过程经济性，或可称之为第四代煤加氢直接液化工艺的一块奠基石。以中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的100万吨/年煤加氢直接液化装置为例，如果将15～20％的溶剂油，按现有配浆剂煤重量比为1.22∶1.0计算，相当于降低配浆剂煤重量比0.183～0.244，相当于50％液化油收率的煤液化油的0.366～0.488倍的溶剂油，按照热裂化率的常规气体产率按约5％计算，相当于煤液化油重量收率降低了1.83～2.44％，对于100万吨/年煤加氢直接液化装置而言，油品损失1.83～2.44万吨/年，另外增加了氢气消耗。本发明，低沸点配浆溶剂油kl，它可以是不同于现行配煤浆溶剂油中的低沸点组分，他通常使用成本更低的非供氢性溶剂比如循环使用煤加氢直接液化反应生成油中的常规沸点低沸点组分，如100～200℃或者常规沸程为150～200℃的轻质烃类。与本发明类似的技术方案未见报道。本发明结合煤加氢直接液化反应过程使用的原料、产品，提出了具体的流程，也暗示(暗含)了可能的潜在的流程方式。实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，低沸点溶剂组分kc，可以与部分或全部高沸点溶剂组分hc混合作为配浆溶剂油，也可以独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油。低沸点溶剂组分kc，独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油时，与高沸点溶剂组分hc的配浆过程相比，其操作温度通常会降低以降低挥发、增大液相粘度，配制的煤浆的煤浓度通常会低一些。实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，低沸点溶剂组分kc配制的煤浆，可以与其它煤浆同步或不同步参与反应，比如，低沸点溶剂组分kc配制的煤浆，可以与其它煤浆的中间反应产物混合后联合反应，从而缩短低沸点溶剂组分kc在反应过程的停留时间。本发明可以应用在各种流程的煤加氢直接液化反应方法中，比如用于常规的液气并流串联反应过程，用于液料串联、氢气并联操作的反应过程，用于液料串联、氢气逆流操作的逆流式反应过程。因此，本发明的第一目的是提出用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，可用于输送固体料如催化剂、煤粉。本发明第二目的是提出用用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，反应过程可以使用供氢溶剂油。本发明第三目的是提出用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，反应过程使用氢气并流操作的煤加氢直接液化反应方法。本发明第四目的是提出用含低沸点烃烃液配输煤浆的2段或多段煤加氢直接液化方法，反应过程使用氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法。技术实现要素：本发明用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在煤浆配置过程mix10，用原料煤粉ks、含低沸点烃kc的烃液kl和可能添加的其它物料，配制出煤浆kmj；基于煤浆kmj的物料kmj-toru将至少一部分煤粉ks和至少一部分含低沸点烃ks的溶剂油kl输送进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应rur；(2)在煤加氢直接液化反应过程ru，设置1个反应段或者设置液料串联操作的2个反应段或者设置液料串联操作的多个反应段；所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、液相烃同时可能存在催化剂的条件下，进行气、液、固三相物料的煤加氢直接液化反应rur，物料kmj-toru和可能存在的其它含煤粉物料进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为煤加氢直接液化最终反应产物rup；回收最终加氢反应产物rup；最终加氢反应产物rup，为1路或2路或多路物料；物料kmj-toru通过煤加氢直接液化反应过程ru的特征在于：来自物料kmu-toru的低沸点烃kc作为最终反应产物离开反应器时，以重量基准计，至少50％已经汽化进入气相中；物料kmj-toru中，至少含有常规沸程低于200℃的常规液态烃；在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工含煤浆物料kmj-toru的同时，可能加工其它煤浆物料。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，以参与煤加氢直接液化反应的来自全部煤浆物料的全部溶剂油组分为基准，常规沸程低于200℃的常规液态烃kc的重量比例为5～50％；常规液态烃kc选自下列中的1种或几种：①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；②常规沸点为120～160℃的常规液态烃；③常规沸点为80～120℃的常规液态烃；④常规沸点为40～80℃的常规液态烃。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，物料kmj-toru携带的煤粉进行其煤加氢直接液化反应走过的反应器的全部体积为krv；以物料kmj-toru加入煤加氢直接液化反应过程ru的加入点p100为起始点，物料kmj-toru携带的煤粉流动通过反应器，在流动通过的反应器体积达到体积krv的50％之前，物料kmj-toru携带的低沸点组分kc的至少50％已经汽化进入气相中。本发明，通常，在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物rup得到富氢气气体rh，至少一部分富氢气气体rh返回煤加氢直接液化反应过程ru用作循环氢气；通常，分离回收过程sys300，包氢气物料的氢气提浓过程h2upu，h2upu的工作方式可以选自下列中的一种或几种：①使用膜分离工艺提浓氢气；②使用psa变压吸附工艺提浓氢气；③使用深冷分离工艺提浓氢气。本发明，通常，在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物rup得到含低沸点烃组分kc的烃液kl-base，至少一部分烃液kl-base返回煤浆配置过程mix10，用作含低沸点烃的烃液kl，其工作方式可以选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；在冷高压分离过程chps，热高分气rup-thps-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；②在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps、温高压分离过程mhps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；在温高压分离过程mhps，热高分气rup-thps-v分离为温热高分气mhps-v和温高分液料mhps-l；在冷高压分离过程chps，温热高分气mhps-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于温高分液料mhps-l和或冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；③在分离回收过程sys300，设置带气体冷凝收集步骤lcd的热高压分离过程rup-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup先分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；热高分气rup-thps-v，在气体冷凝收集步骤lcd降温分离为冷凝液lcd-l和脱液气lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气lcd-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于冷凝液lcd-l和或冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；④在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；分离热高分液料rup-thps-l，得到烃液kl-base。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工煤浆物料kmj-toru的同时，加工其它煤浆物料nmj，其工作方式选自下列中的一种：①含煤浆物料kmj-toru、煤浆物料nmj，混合后进入煤加氢直接液化反应过程ru的反应器中；②含煤浆物料kmj-toru、煤浆物料nmj，进入煤加氢直接液化反应过程ru的同一个反应器的相同反应空间；③以煤浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，煤浆物料kmj-toru的煤加氢直接液化的中间反应产物，与煤浆物料nmj混合后进入后续煤加氢直接液化反应过程中；④以煤浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，煤浆物料nmj的煤加氢直接液化的中间反应产物，与煤浆物料kmj-toru混合后进入后续煤加氢直接液化反应过程中。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆物料kmj-toru进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应，首选接触的其它含浆液物料，选自下列中的一种或几种：①进入煤加氢直接液化反应过程ru的参与煤加氢直接液化反应的其它煤浆物料nmj；②煤加氢直接液化反应过程ruu的参与煤加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；③煤加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自煤加氢直接液化反应中间产物；④煤加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自煤加氢直接液化反应最终产物。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，各反应段之间氢气流动方式，选自下列中的一种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；③存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部煤浆原料进入第一反应段的反应过程中参与煤加氢直接液化反应。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化反应器系统的工作方式和结构形式，选自下列选项中的1种或几种：选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；选项2，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器；选项3，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器；选项4，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项5，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项6，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项7，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项8，反应器ea，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；选项9，反应器ea，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；选项10，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；选项11，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项12，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率：通常大于85％、一般为85～98％。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，可以同时掺炼非煤基重油fd；重油fd的裂化转化率，通常大于90％。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，操作条件通常为：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300～1500nl/kg，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s/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ta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，煤加氢直接液化催化剂可以为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，进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds；通常，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；通常，供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉rusf的重量流率rusf-w的比值为剂煤比k100＝(ds-w)/(rusf-w)，k100为0.5～2.0。通常，供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；一般地，供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。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或重油，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。加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。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。以下详细描述本发明。以下描述供氢烃。本文所述供氢烃，指的是在低氢含量烃油比如渣油馏分fd4的高温加氢热裂化反应过程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，与煤液化使用的供氢烃的种类和功能相同或相近。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：以下描述煤直接液化过程。本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法，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(co·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；⑤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；⑥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。煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，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200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，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行加工。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。本发明所述煤液化反应过程，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、加氢液化的反应过程。本发明所述煤液化油，指的是所述煤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。在煤液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤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液化反应过程用溶剂油，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。本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：①反应器壳体；②反应器壳体上的开口(或称为接管)；③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯ld和液体导管lk；⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产品引出管。⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；本发明所述上流式反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。本发明上流式反应器，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。关于煤加氢直接液化反应方法，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用，已经有多种方法或方案。以下描述本发明的特征部分。本发明用含低沸点烃的烃液配输煤浆的煤加氢直接液化方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在煤浆配置过程mix10，用原料煤粉ks、含低沸点烃kc的烃液kl和可能添加的其它物料，配制出煤浆kmj；基于煤浆kmj的物料kmj-toru将至少一部分煤粉ks和至少一部分含低沸点烃ks的溶剂油kl输送进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应rur；(2)在煤加氢直接液化反应过程ru，设置1个反应段或者设置液料串联操作的2个反应段或者设置液料串联操作的多个反应段；所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；在煤加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、液相烃同时可能存在催化剂的条件下，进行气、液、固三相物料的煤加氢直接液化反应rur，物料kmj-toru和可能存在的其它含煤粉物料进行至少一部分煤加氢直接液化反应rur转化为煤加氢直接液化最终反应产物rup；回收最终加氢反应产物rup；最终加氢反应产物rup，为1路或2路或多路物料；物料kmj-toru通过煤加氢直接液化反应过程ru的特征在于：来自物料kmj-toru的低沸点烃kc作为最终反应产物离开反应器时，以重量基准计，至少50％已经汽化进入气相中；物料kmj-toru中，至少含有常规沸程低于200℃的常规液态烃；在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工含煤浆物料kmj-toru的同时，可能加工其它煤浆物料。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，以参与煤加氢直接液化反应的来自全部煤浆物料的全部溶剂油组分为基准，常规沸程低于200℃的常规液态烃kc的重量比例为5～50％；常规液态烃kc选自下列中的1种或几种：①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；②常规沸点为120～160℃的常规液态烃；③常规沸点为80～120℃的常规液态烃；④常规沸点为40～80℃的常规液态烃。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，物料kmj-toru携带的煤粉进行其煤加氢直接液化反应走过的反应器的全部体积为krv；以物料kmj-toru加入煤加氢直接液化反应过程ru的加入点p100为起始点，物料kmj-toru携带的煤粉流动通过反应器，在流动通过的反应器体积达到体积krv的50％之前，物料kmj-toru携带的低沸点组分kc的至少50％已经汽化进入气相中。本发明，通常，在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物rup得到富氢气气体rh，至少一部分富氢气气体rh返回煤加氢直接液化反应过程ru用作循环氢气；通常，分离回收过程sys300，包氢气物料的氢气提浓过程h2upu，h2upu的工作方式可以选自下列中的一种或几种：①使用膜分离工艺提浓氢气；②使用psa变压吸附工艺提浓氢气；③使用深冷分离工艺提浓氢气。本发明，通常，在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物rup得到含低沸点烃组分kc的烃液kl-base，至少一部分烃液kl-base返回煤浆配置过程mix10，用作含低沸点烃的烃液kl，其工作方式可以选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；在冷高压分离过程chps，热高分气rup-thps-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；②在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps、温高压分离过程mhps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；在温高压分离过程mhps，热高分气rup-thps-v分离为温热高分气mhps-v和温高分液料mhps-l；在冷高压分离过程chps，温热高分气mhps-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于温高分液料mhps-l和或冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；③在分离回收过程sys300，设置带气体冷凝收集步骤lcd的热高压分离过程rup-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup先分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；热高分气rup-thps-v，在气体冷凝收集步骤lcd降温分离为冷凝液lcd-l和脱液气lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气lcd-v分离为冷热高分气chps-v和冷高分液料chps-l；基于冷凝液lcd-l和或冷高分液料chps-l，得到烃液kl-base；④在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程rup-thps；在热高压分离过程rup-thps，最终加氢反应产物rup分离为热高分气rup-thps-v和热高分液料rup-thps-l；分离热高分液料rup-thps-l，得到烃液kl-base。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，在加工煤浆物料kmj-toru的同时，加工其它煤浆物料nmj，其工作方式选自下列中的一种：①含煤浆物料kmj-toru、煤浆物料nmj，混合后进入煤加氢直接液化反应过程ru的反应器中；②含煤浆物料kmj-toru、煤浆物料nmj，进入煤加氢直接液化反应过程ru的同一个反应器的相同反应空间；③以煤浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，煤浆物料kmj-toru的煤加氢直接液化的中间反应产物，与煤浆物料nmj混合后进入后续煤加氢直接液化反应过程中；④以煤浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，煤浆物料nmj的煤加氢直接液化的中间反应产物，与煤浆物料kmj-toru混合后进入后续煤加氢直接液化反应过程中。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤浆物料kmj-toru进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应，首选接触的其它含浆液物料，选自下列中的一种或几种：①进入煤加氢直接液化反应过程ru的参与煤加氢直接液化反应的其它煤浆物料nmj；②煤加氢直接液化反应过程ruu的参与煤加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；③煤加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自煤加氢直接液化反应中间产物；④煤加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自煤加氢直接液化反应最终产物。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，各反应段之间氢气流动方式，选自下列中的一种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；③存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部煤浆原料进入第一反应段的反应过程中参与煤加氢直接液化反应。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化反应器系统的工作方式和结构形式，选自下列选项中的1种或几种：选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；选项2，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器；选项3，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器；选项4，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项5，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项6，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项7，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项8，反应器ea，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；选项9，反应器ea，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；选项10，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；选项11，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项12，反应器ea，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器ea原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率：通常大于85％、一般为85～98％。本发明，通常，在煤加氢直接液化反应过程ru，可以同时掺炼非煤基重油fd；重油fd的裂化转化率，通常大于90％。本发明，在煤加氢直接液化反应过程ru，操作条件通常为：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300～1500nl/kg，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s/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ta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，煤加氢直接液化催化剂可以为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，进入煤加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds；通常，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；通常，供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉rusf的重量流率rusf-w的比值为剂煤比k100＝(ds-w)/(rusf-w)，k100为0.5～2.0。通常，供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；一般地，供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。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～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ru，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。对照例煤加氢直接液化反应过程ru，使用3台串联操作的悬浮床煤加氢直接液化反应器，第一煤加氢直接液化反应器rue01产物rue01p进入第二煤加氢直接液化反应器rue02，第二煤加氢直接液化反应器rue02产物rue02p进入第三煤加氢直接液化反应器rue03，第三煤加氢直接液化反应器rue03产物rue03p作为煤加氢直接液化反应最终产物rup，进行油气分离、油品分馏。煤加氢直接液化反应过程ru，采用一种煤浓度煤浆的常规进料方式向反应过程输送煤浆，煤浆经过加压泵加压、加热炉加热后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器rue01的底部；第一煤加氢直接液化反应器rue01顶部的集液杯流出的循环液料经过循环泵加压后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部，与进料煤浆、进料热氢气混合后通过反应器rue01下部布置的分布器向上流动进入反应器rue01的主反应空间，进行煤加氢直接液化反应。以下描述200吨/时原料煤粉的产油96吨/时的煤加氢直接液化过程ruu的操作过程：①在油煤浆配制过程am，把煤液化催化剂、供氢溶剂ruds、煤粉配成煤粉质量浓度为45％的油煤浆lf，用油煤浆加压泵lf-pump加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液硫加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆lf混合；表1为煤直接液化反应过程ru原料煤的性质；表2为煤直接液化反应过程ru溶剂油的性质；表3为煤直接液化反应过程ru的催化剂性质；表4为煤直接液化反应过程ru的助催化剂性质；②在煤加氢直接液化反应过程ru，得到煤加氢直接液化反应产物为rup；煤加氢直接液化反应过程ru或其进料系统会使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；表5为煤加氢直接液化反应条件汇总表；使用3台串联操作的强制循环悬浮床反应器rue01、rue02、rue03，每台反应器内的上部空间布置内置式气液一液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回各自反应器入口形成液体循环，液体循环量为煤浆总量的2.0～2.2倍；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；煤加氢直接液化过程ru最终反应产物rup温度为460℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410℃后进入热高压分离器athps；③在煤加氢液化反应产物rup的分离部分，使用热高压分离器athps，在温度为410℃、压力为18～20mpa的条件下，分离煤加氢液化反应产物rup得到热高分油athps-l和热高分气athps-v；收集热高分油athps-l和热高分气athps-v中的烃类，在分馏部分afrac使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程a-cru，得到供氢溶剂油ruds，去油煤浆配制过程am和其它用点；得到约60吨/时的液化残渣，去残渣成型。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物rup，得到氢气体积浓度为85～88％的富氢气物流ruh，返回煤加氢直接液化反应过程ru循环使用，氢气的提浓方式为膜分离提纯。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物rup，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤液化生成油馏分油afd，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣afk：部分煤液化生成油馏分油afd作为物流afd1，用作供氢溶剂前身烃mfb；在加氢稳定反应过程mr，供氢溶剂前身烃mfb进行加氢稳定反应完成芳烃分子的部分芳环饱和反应mrr转化为加氢稳定反应产物mrp；回收加氢稳定反应产物mrp，得到供氢溶剂ds；至少一部分供氢溶剂ds进入煤加氢直接液化反应过程ru用作供氢溶剂lf-ds，供氢溶剂lf-ds与煤粉配制为煤浆lf使用；供氢溶剂ds，是含供氢溶剂的液相物流，主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成。煤加氢液化反应过程ru、液化油分馏部分afrac、液化油溶剂油加氢稳定过程，作为总系统的煤液化油收率为48％(对原料煤粉)即96吨/时，是常规沸点c3～380℃的烃馏分，其中液化气收率为4.0％(对原料煤粉)即8.0吨/时、石脑油收率为11.5％(对原料煤粉)即23.0吨/时、柴油收率为32.5％(对原料煤粉)即65.0吨/时。在上述总系统中，供氢溶剂量为煤粉的1.22倍即244.0吨/时，溶剂油加氢稳定过程生产供氢溶剂的进料油约243.5吨/时，是存在于总系统中的循环油。煤浆的煤：油重量比例为45.05∶54.95，这样稠煤浆的供氢溶剂用量为配煤的122.0％。表1煤直接液化反应过程ru原料煤的性质表2煤直接液化反应过程ru溶剂油的性质表3煤直接液化反应过程ru的催化剂性质序号项目数据备注1活性组分纳米级feooh2载体部分原料煤3添加量，(fe/干煤)，wt％1.004粉煤担载型催化剂的fe含量，wt％5.6±0.5高锰酸钾滴定法5粉煤担载型催化剂的粒度，wt％激光粒度法≤74μm＞80＞74μm＜206催化剂含水，wt％≤4重量法表4煤直接液化反应过程ru的助催化剂性质序号项目数据1助催化剂液硫2液硫硫含量，wt％100％3密度，kg/m317264硫添加量s/fe原子比≥25作用保证铁的作用形态为fe7s8，并维持气相h2s分压，阻止fe7s8聚合表5煤加氢直接液化反应条件汇总表项目数据反应总压，mpa18～20反应氢气分压，mpa最小13.0平均反应温度，℃430～455氢油体积比600～800煤液化催化剂纳米级水合氧化铁煤液化催化剂添加量，(fe/干煤)，wt％1.00助剂液流助剂用量，s/fe原子比≥2反应空间气相硫化氢体积浓度大于3000ppm液化反应器的油煤浆表观停留时间(对油煤浆标准状态体积)140～145分钟无水无灰基煤的液化率，重量％大于90实施例实施例一基于对照例，采用本发明，将配置煤浆的供氢溶剂油的10～20％，用低沸点烃kc代替；配煤浆用供氢溶剂油和低沸点烃kc混合在一起配置煤浆。低沸点烃kc选自下列中的1种或几种：①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；②常规沸点为120～160℃的常规液态烃；③常规沸点为80～120℃的常规液态烃。实施例二基于对照例，采用本发明，将占供氢溶剂油总重量约20％的常规沸程为197～280℃的馏分段，用低沸点烃kc代替；配煤浆用供氢溶剂油和低沸点烃kc混合在一起配置煤浆。低沸点烃kc选自下列中的1种或几种：①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；②常规沸点为120～160℃的常规液态烃；③常规沸点为80～120℃的常规液态烃。实施例三基于对照例，采用本发明，将占供氢溶剂油总重量约20％的常规沸程为197～280℃的馏分段，用低沸点烃kc代替；配煤浆用供氢溶剂油和低沸点烃kc混合在一起配置煤浆。低沸点烃kc选自下列中的1种或几种：①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；②常规沸点为120～160℃的常规液态烃；③常规沸点为80～120℃的常规液态烃。然后将全部低沸点烃kc，与等重量的常规沸点为365～487℃的供氢溶剂混合为第一配煤浆溶剂油kl，约占总体配浆溶剂油的40％，按照煤：油重量比例为45.05∶54.95配置煤浆kmj。将剩余的常规沸点为280～365℃的供氢溶剂作为第二配煤浆溶剂油，约占总体配浆溶剂油的60％，按照煤：油重量比例为45.05∶54.95配置煤浆nmj。把煤浆kmj、煤浆nmj输入到煤加氢直接液化反应过程参与煤加氢直接液化反应。实施例四基于实施例一，使用3台串联操作的悬浮床煤加氢直接液化反应器的煤加氢直接液化反应过程ru，改变流程结构，将第一台反应器和新增加的一台前段气液分离器ad作为第一反应段，将第二台反应器、第三台反应器、热高压分离器athps串联操作作为第二反应段。第一反应段，由反应器集液杯排出的液料和或前段气液分离器ad排出的液料，作为第二反应段浆液原料，依次通过第二台反应器、第三台反应器、热高压分离器athps；第一反应段，其气相产物不进入第二反应段的反应过程，其气体原料不使用来自第二反应段的氢气，这样2个反应段属于存在氢气物料并联操作的反应过程。第二反应段，其气相产物不进入第一反应段的反应过程，其气体原料不使用来自第一反应段的氢气；这样2个反应段属于浆液串联操作、氢气物料并联操作的反应过程。实施例五基于实施例一，使用3台串联操作的悬浮床煤加氢直接液化反应器的煤加氢直接液化反应过程ru，改变流程结构，将第一台反应器和新增加的一台前段气液分离器ad作为第一反应段，将第二台反应器、第三台反应器、热高压分离器athps串联操作作为第二反应段。第一反应段，由反应器集液杯排出的液料和或前段气液分离器ad排出的液料，作为第二反应段浆液原料，依次通过第二台反应器、第三台反应器、热高压分离器athps；第二反应段的热高压分离器排出的热高分气，全部作为第一反应段的原料气逆流进入第一反应段的反应器中二次使用；这样2个反应段属于浆液串联操作、氢气物料逆流操作的反应过程。当前第1页12