一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置及方法与流程

本发明属于煤化工技术领域，涉及一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置及方法。

背景技术：

随着经济的快速发展，人们对各种化工原料的需求也不断增加，其中btx(苯、甲苯、二甲苯)等单环芳烃作为重要的基础化工原料，一直是市场上长期需求的产品。芳烃作为重要的化工原料，工业上主要通过石油基路线的石脑油催化重整和石脑油蒸汽裂解工艺而获得，该工艺路线工艺流程长，产品收率低，鉴于我国的能源结构特征，芳烃制备若仍沿用现有的原料路线，将面临石油原料供应紧张的挑战，同时造成下游产品价格居高不下，因此，有必要大力发展以煤为原料制取芳烃的工艺技术。

目前，以煤为原料制取芳烃的路线主要有以下几种：1)煤焦化副产的粗苯或固定床煤气化工艺副产富含btx的粗石脑油，经过加氢精制及芳烃抽提，生产btx产品，但上述工艺中粗苯或粗石脑油产率低，以其进一步生产btx受到主产品的限制，不能大规模用于芳烃产品的生产，只能作为煤制芳烃产品的补充；2)煤气化生产甲醇，再经甲醇芳构化、芳烃抽提生产btx产品，该工艺流程长，在煤制甲醇过程中需要补充水、脱碳，而在甲醇制芳烃过程中需要脱水、脱氢，整体碳原子利用率低，能耗高；3)煤气化生产甲醇，再经甲苯甲基化技术生产对二甲苯，该方法无法完全摆脱对石油资源的依赖性，且甲醇利用率低，碳原子经济性较差；4)煤低温热解生产煤焦油，再经加氢精制/裂化、石脑油催化重整、芳烃抽提生产btx产品，该工艺流程长，需要反复进行芳烃加氢饱和及环烷烃重整脱氢的反应，芳烃产率低，能效利用率低。

cn101280207a公开了一种低质煤直接液化和综合利用方法，煤粉和供氢溶剂在加压、加热状态下进行热解、溶解和氢转移等一系列液化反应，三相分离后形成液化生成气、生成油和残渣，残渣进行气化制氢反应，液化生成气冷凝后分离，液化生成油蒸馏分离，得到富芳烃汽油、柴油等；所述方法液化反应生成物复杂，液相产品所占比例不高，造成含芳烃油分产率较低，无法实现由煤大量制取芳烃。

cn107216896a公开了一种具有重质芳烃回用功能由粉煤制备轻质芳烃的系统和方法，包括快速热解装置、净化分离装置、混料罐、混合罐、过滤器、压球装置、电石炉、乙炔发生器、乙炔制芳烃反应器和分离系统，通过粉煤热解，得到半焦、热解气和煤焦油，由半焦制备乙炔产物气，再由乙炔产物气、一氧化碳、氢气、甲烷进行热反应和催化反应，制备芳烃产物，芳烃产物分离后得到的重质芳烃可稀释煤焦油；该方法中仍是采用传统的粉煤热解工艺，只是由半焦再经多步反应制芳烃，该工艺流程复杂，能耗高。

综上所述，由煤直接制备芳烃的工艺仍需寻求新的方法，既能够摆脱对石油的依赖，提高芳烃产品的收率，又能够缩短流程，提高原料利用率。

技术实现要素：

针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置及方法，本发明采用分子分割技术，分级临氢热解制取芳烃，在煤的临氢热解反应过程中引入供氢溶剂，实现物质结构的定向转化，通过将分馏产物再次进行临氢热解，极大地提高芳烃的产率；所述方法流程短，碳原子利用率高，可以实现由煤大量制取芳烃，摆脱芳烃对石油资源的依赖。

为达此目的，本发明采用以下技术方案：

一方面，本发明提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置，所述装置包括一级临氢热解反应器、二级临氢热解反应器、临氢热解产物分离单元、临氢热解产物分馏单元和混合芳烃加氢装置；

所述一级临氢热解反应器的出口与二级临氢热解反应器的出口独立地与临氢热解产物分离单元的入口相连，所述临氢热解产物分离单元的油气出口与临氢热解产物分馏单元的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元的混合芳烃出口与混合芳烃加氢装置的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元的中油出口与二级临氢热解反应器的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元的重馏分油出口与一级临氢热解反应器的入口相连。

本发明中，采用所述装置实现煤制芳烃的过程，主要反应在临氢热解反应器内进行，实现煤的定向转化，通过分离、分馏操作将中油和重馏分油分别返回至不同的临氢热解反应器，以有效提高芳烃产物的收率，再经精制制得芳烃产品，实现芳烃的大量制取，所述装置结构组成简单，运行时原料及能效利用率高。

以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。

作为本发明优选的技术方案，所述临氢热解产物分离单元的气体出口独立地与一级临氢热解反应器的入口及二级临氢热解反应器的入口相连。

本发明中，通过设置两级临氢热解反应器，可以将临氢热解后不同的分馏产物分开进行处理，从而可以对分子量不同的产物采用不同工艺条件进行针对性处理，提高了操作灵活性，有助于芳烃产物收率的提高。

优选地，所述一级临氢热解反应器包括悬浮床反应器，优选为强制循环悬浮床反应器。

优选地，所述一级临氢热解反应器至少为1台，例如1台、2台、3台或4台等，优选为2～3台串联。

本发明中，一级临氢热解反应是由初始原料出发，反应时优选采用带循环泵的强制循环悬浮床反应器，为了满足反应所需的停留时间，并且达到一定的转化率，一般采用多台反应器串联的方式。

优选地，所述二级临氢热解反应器包括悬浮床反应器，优选为一次通过式悬浮床反应器，其中一次通过式是指反应物料不进行循环，反应一次后即可流出。

优选地，所述二级临氢热解反应器至少为1台，例如1台、2台、3台或4台等，优选为1台或2台。

本发明中，二级临氢热解反应的原料一般是一级临氢热解反应后的中油馏分，也可以采用从一级临氢热解反应器循环泵进出口抽出的物料，均为已经过一级反应的物料，此时优先采用一次通过式的悬浮床反应器，根据反应进行程度选择一台反应器或两台串联。

作为本发明优选的技术方案，所述临氢热解产物分离单元将临氢热解产物分离成高压气体和低压油气，其中两级临氢热解反应器可以共用一套分离单元，也可以采用独立的分离单元，优选为前者。

作为本发明优选的技术方案，所述装置还包括依次连接的溶剂油加氢反应器、溶剂油加氢产物分离单元和溶剂油加氢产物分馏单元，所述临氢热解产物分馏单元的中油出口与溶剂油加氢反应器的入口相连。

优选地，所述溶剂油加氢反应器包括固定床反应器、移动床反应器或沸腾床反应器中任意一种，优选为固定床反应器。

优选地，所述溶剂油加氢反应器至少为1台，例如1台、2台、3台或4台等，优选为2～3台串联。

本发明中，在一级临氢热解反应过程中加入供氢溶剂，便于煤的溶解、输送及加压，同时在临氢环境下，能防止煤热解产生的自由基缩聚，并向自由基直接供氢，由于煤临氢热解产生的中油经加氢稳定后具有良好的供氢性能及溶解性能，因此将临氢热解产物分馏单元产生的中油馏分进行溶剂油加氢，再经分离、分馏得到的溶剂油返回一级临氢热解反应器，作为供氢溶剂循环使用。

优选地，所述溶剂油加氢产物分离单元的气体出口与溶剂油加氢反应器的入口相连，所述溶剂油加氢产物分离单元的第一液体出口与溶剂油加氢产物分馏单元的入口相连，所述溶剂油加氢产物分离单元的第二液体出口与混合芳烃加氢装置的入口相连。

本发明中，溶剂油加氢产物分离单元采用热高分-冷高分流程，热高分分离出的第一液体油进入溶剂油加氢产物分馏单元，冷高分分离出的第二液体油作为原料进入混合芳烃加氢装置，冷高分分离出的氢气返回溶剂油加氢反应器。

优选地，所述溶剂油加氢产物分馏单元的供氢溶剂出口与一级临氢热解反应器的入口相连，所述溶剂油加氢产物分馏单元的混合芳烃出口与混合芳烃加氢装置的入口相连。

作为本发明优选的技术方案，所述混合芳烃加氢装置包括固定床反应器。

优选地，所述混合芳烃加氢装置至少为1台，例如1台、2台、3台或4台等，优选为1台或2台。

优选地，所述装置还包括芳烃抽提装置，所述混合芳烃加氢装置的出口与芳烃抽提装置的入口相连。

本发明中，临氢热解后的混合芳烃馏分进行加氢精制反应，脱除硫、氮、氧等杂质原子，并部分选择性加氢裂化，得到清洁的混合芳烃，再经过芳烃抽提可以分离得到不同分子量的产品，尤其是btx单环芳烃。

另一方面，本发明提供了一种上述装置进行煤分级临氢热解制取芳烃的方法，所述方法包括以下步骤：

(1)将原料煤、供氢溶剂、催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解反应，分馏出的中油进行二级临氢热解反应，反应产物同样依次进行分离、分馏；

(2)步骤(1)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，最终得到芳烃产品。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述原料还包括煤焦油、煤沥青、蒽油、催化油浆、油砂、页岩油、常减压渣油或脱油沥青中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：煤焦油和煤沥青的组合，油砂和页岩油的组合，煤焦油、催化油浆和脱油沥青的组合，蒽油、催化油浆、油砂和页岩油的组合等。

本发明中，以煤或上述重劣质油为原料，进行分级临氢热解反应，经过轻重馏分的切割，可以得到气体、混合芳烃、中油、重馏分油以及残渣，其中混合芳烃是200℃以下的馏分，中油是200～430℃之间的馏分，重馏分油是430～530℃之间的馏分，残渣则是530℃以上的馏分。

本发明中，所用的催化剂可以选择粉末状黄铁矿、赤泥、fe基催化剂或mo基催化剂等，具体如煤基负载的纳米级fe基催化剂或油溶性mo基催化剂，催化剂的添加量占总进料量的0.5～4wt％，例如0.5wt％、1wt％、1.5wt％、2wt％、2.5wt％、3wt％、3.5wt％或4wt％等。

优选地，步骤(1)所述分离得到的氢气返回用于临氢热解反应。

优选地，步骤(1)所述一级临氢热解反应的温度为380～470℃，例如380℃、390℃、400℃、410℃、420℃、430℃、440℃、450℃、460℃或470℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；压力为10～30mpag，例如10mpag、12mpag、15mpag、18mpag、20mpag、24mpag、27mpag或30mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；反应体积空速为0.2～2.0h^-1，例如0.2h^-1、0.5h^-1、0.8h^-1、1.0h^-1、1.2h^-1、1.5h^-1、1.8h^-1或2.0h^-1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，一级临氢热解反应根据需要，可以将串联使用的悬浮床反应器设置温度梯度，随物料流向不同反应器温度依次升高，进一步实现分级临氢热解。

优选地，步骤(1)所述一级临氢热解反应的氢油比为500～2000，例如500、600、750、900、1000、1500或2000等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为500～1000。

本发明中，氢油比是指氢气与原料和供氢溶剂混合形成的油煤浆的体积比。

优选地，步骤(1)所述供氢溶剂和原料煤的质量比例为(0.5～4):1，例如0.5:1、1:1、1.5:1、2:1、2.5:1、3:1、3.5:1或4:1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为(0.5～2):1。

优选地，步骤(1)所述二级临氢热解反应的原料包括中油、催化剂和氢气，其中还可以包括从一级临氢热解反应器循环泵进口或出口抽出的物料。

优选地，步骤(1)所述二级临氢热解反应的温度为450～550℃，例如450℃、460℃、480℃、500℃、520℃、540℃或550℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；压力为10～30mpag，例如10mpag、12mpag、15mpag、18mpag、20mpag、24mpag、27mpag或30mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；反应体积空速为0.2～2.0h^-1，例如0.2h^-1、0.5h^-1、0.8h^-1、1.0h^-1、1.2h^-1、1.5h^-1、1.8h^-1或2.0h^-1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(1)所述二级临氢热解反应的氢油比为500～2000，例如500、800、1000、1200、1500、1800或2000等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为1200～2000。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述中油一部分进行加氢反应，再次得到供氢溶剂。

优选地，所述进行加氢反应的中油占分馏出的中油总量的30％～70％，例如30％、40％、50％、60％或70％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述加氢反应的温度为250～425℃，例如250℃、270℃、300℃、325℃、350℃、380℃、400℃或425℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；压力为6～20mpag，例如6mpag、8mpag、10mpag、12mpag、15mpag、18mpag或20mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；反应体积空速为0.2～2.0h^-1，例如0.2h^-1、0.5h^-1、0.8h^-1、1.0h^-1、1.2h^-1、1.5h^-1、1.8h^-1或2.0h^-1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述加氢反应的氢油比为500～2000，例如500、800、1000、1200、1500、1800或2000等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为800～1500。

本发明中，除了部分中油作为溶剂油加氢的原料，若无法满足一级临氢热解所需的供氢溶剂和原料的配比，也可以补充一部分富含芳烃的原料，经过加氢后作为供氢溶剂；可补充的富含芳烃原料包括洗油、煤柴、脱晶蒽油、催化裂化回炼油或催化裂化澄清油中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：洗油和煤柴的组合，煤柴和催化裂化回炼油的组合，洗油、脱晶蒽油和催化裂化澄清油的组合等。

优选地，所述加氢反应后，依次进行分离、分馏，分离得到的氢气返回用于加氢，分馏得到的供氢溶剂返回用于一级临氢热解反应，分离和分馏得到的混合芳烃进行加氢精制。

本发明中，中油馏分加氢后得到的馏分包括供氢溶剂、混合芳烃和气体，其中供氢溶剂为200℃以上分馏出来的，混合芳烃则是200℃以下分馏出来的。

作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述分馏出的组分还包括气体组分和残渣。

优选地，所述气体组分包括含硫干气和液化气，所述残渣包括沥青。

作为本发明优选的技术方案，步骤(2)所述加氢精制的温度为150～400℃，例如150℃、200℃、250℃、300℃、350℃或400℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；压力为2～6mpag，例如2mpag、2.5mpag、3mpag、3.5mpag、4mpag、4.5mpag、5mpag、5.5mpag或6mpag等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(2)所述加氢精制的氢油比为500～1000，例如500、600、700、800、900或1000等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(2)所述加氢精制后进行芳烃抽提，得到单环芳烃产品。

本发明中，加氢精制后的混合芳烃进行芳烃抽提，分别可以得到单环芳烃(btx)、重芳烃以及非芳烃产物。

作为本发明优选的技术方案，所述方法包括以下步骤：

(1)将原料煤、供氢溶剂、催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应温度为380～470℃，压力为10～30mpag，反应体积空速为0.2～2.0h^-1，氢油比为500～2000，供氢溶剂和原料煤的比例为(0.5～4):1，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解；

(2)步骤(1)分馏出的部分中油进行二级临氢热解反应，反应温度为450～550℃，压力为10～30mpag，反应体积空速为0.2～2.0h^-1，氢油比为500～2000，反应产物依次进行分离、分馏；

(3)步骤(1)分馏出的另一部分中油进行加氢反应，所述进行加氢反应的中油占分馏出的中油总量的30％～70％，反应温度为250～425℃，压力为6～20mpag，氢油比为500～2000，反应体积空速为0.2～2.0h^-1，加氢反应后，依次进行分离、分馏，分离得到的氢气返回用于加氢，分馏得到的供氢溶剂返回用于一级临氢热解反应，分离和分馏得到的混合芳烃进行加氢精制；

(4)步骤(1)、(2)和(3)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，加氢精制的温度为150～400℃，压力为2～6mpag，氢油比为500～1000，然后进行芳烃抽提，最终得到单环芳烃产品。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

(1)本发明通过对煤进行临氢热解，并在反应过程中引入供氢溶剂，实现物质结构的定向转化，同时分馏产物再次进行临氢热解，极大地提高芳烃产品的产率，可以达到22％以上；

(2)本发明所述装置结构组成简单，方法流程短，运行时原料及能效利用率高，实现由煤大量制取芳烃，摆脱芳烃产品对石油资源的依赖。

附图说明

图1是本发明实施例1提供的煤分级临氢热解制取芳烃装置的结构连接示意图；

其中，1-一级临氢热解反应器，2-二级临氢热解反应器，3-临氢热解产物分离单元，4-临氢热解产物分馏单元，5-溶剂油加氢反应器，6-溶剂油加氢产物分离单元，7-溶剂油加氢产物分馏单元，8-混合芳烃加氢装置，9-芳烃抽提装置。

具体实施方式

为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明，但下述的实施例仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。

本发明具体实施方式部分提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置，所述装置包括一级临氢热解反应器1、二级临氢热解反应器2、临氢热解产物分离单元3、临氢热解产物分馏单元4和混合芳烃加氢装置8；

所述一级临氢热解反应器1的出口与二级临氢热解反应器2的出口均与临氢热解产物分离单元3的入口相连，所述临氢热解产物分离单元3的油气出口与临氢热解产物分馏单元4的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的混合芳烃出口与混合芳烃加氢装置8的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的中油出口与二级临氢热解反应器2的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的重馏分油出口与一级临氢热解反应器1的入口相连。

所述方法包括以下步骤：

(1)将原料煤、供氢溶剂、催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解反应，分馏出的中油进行二级临氢热解反应，反应产物同样依次进行分离、分馏；

(2)步骤(1)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，最终得到芳烃产品。

以下为本发明典型但非限制性实施例：

实施例1：

本实施例提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置，所述装置的结构连接示意图如图1所示，包括一级临氢热解反应器1、二级临氢热解反应器2、临氢热解产物分离单元3、临氢热解产物分馏单元4和混合芳烃加氢装置8；

所述一级临氢热解反应器1的出口与二级临氢热解反应器2的出口均与临氢热解产物分离单元3的入口相连，所述临氢热解产物分离单元3的油气出口与临氢热解产物分馏单元4的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的混合芳烃出口与混合芳烃加氢装置8的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的中油出口与二级临氢热解反应器2的入口相连，所述临氢热解产物分馏单元4的重馏分油出口与一级临氢热解反应器1的入口相连。

所述临氢热解产物分离单元3的气体出口独立地与一级临氢热解反应器1的入口及二级临氢热解反应器2的入口相连。

所述一级临氢热解反应器1包括2台串联的强制循环悬浮床反应器，所述二级临氢热解反应器2包括1台一次通过式悬浮床反应器。

所述装置还包括依次连接的溶剂油加氢反应器5、溶剂油加氢产物分离单元6和溶剂油加氢产物分馏单元7，所述临氢热解产物分馏单元4的中油出口与溶剂油加氢反应器5的入口相连，所述溶剂油加氢产物分离单元6的气体出口与溶剂油加氢反应器5的入口相连，所述溶剂油加氢产物分离单元6的第一液体出口与溶剂油加氢产物分馏单元7的入口相连，所述溶剂油加氢产物分离单元6的第二液体出口与混合芳烃加氢装置8的入口相连，所述溶剂油加氢产物分馏单元7的供氢溶剂出口与一级临氢热解反应器1的入口相连，所述溶剂油加氢产物分馏单元7的混合芳烃出口与混合芳烃加氢装置8的入口相连。

所述溶剂油加氢反应器5包括2台串联的固定床反应器，所述混合芳烃加氢装置8包括2台固定床反应器。

所述装置还包括芳烃抽提装置9，所述混合芳烃加氢装置8的出口与芳烃抽提装置9的入口相连。

实施例2：

本实施例提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置，所述装置的结构参照实施例1中的结构，区别仅在于：所述一级临氢热解反应器1包括3台串联的强制循环悬浮床反应器，所述二级临氢热解反应器2包括1台强制循环悬浮床反应器；所述溶剂油加氢反应器5包括1台固定床反应器和1台移动床反应器串联。

实施例3：

本实施例提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的装置，所述装置的结构参照实施例1中的结构，区别仅在于：所述一级临氢热解反应器1包括2台串联的一次通过式悬浮床反应器，所述二级临氢热解反应器2包括2台一次通过式悬浮床反应器；所述装置不包括依次连接的溶剂油加氢反应器5、溶剂油加氢产物分离单元6和溶剂油加氢产物分馏单元7。

对比例1：

本对比例提供了一种煤临氢热解制取芳烃的装置，所述装置的结构参照实施例1中的结构，区别仅在于：所述临氢热解反应器仅包括一级临氢热解反应器1，包括3台串联的强制循环悬浮床反应器，所述临氢热解产物分馏单元4的中油、重馏分油出口均与一级临氢热解反应器1的第一台悬浮床反应器的入口相连。

实施例4：

本实施例提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的方法，所述方法采用实施例1中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将原料煤、供氢溶剂、铁基催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应温度为450℃，压力为20mpag，反应体积空速为0.5h^-1，氢油比为600，供氢溶剂和原料煤的质量比例为1.25:1，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解；

(2)步骤(1)分馏出的部分中油进行二级临氢热解反应，反应温度为500℃，压力为20mpag，反应体积空速为1.0h^-1，氢油比为1500，反应产物依次进行分离、分馏；

(3)步骤(1)分馏出的另一部分中油进行加氢反应，所述进行加氢反应的中油占分馏出的中油总量的60％，反应温度为330℃，压力为15mpag，反应体积空速为0.8h^-1，氢油比为1200，加氢反应后，依次进行分离、分馏，分离得到的氢气返回用于加氢，分馏得到的供氢溶剂返回用于一级临氢热解反应，分离和分馏得到的混合芳烃进行加氢精制；

(4)步骤(1)、(2)和(3)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，加氢精制的温度为300℃，压力为3mpag，氢油比为600，然后进行芳烃抽提，最终得到单环芳烃产品。

本实施例中，采用所述装置进行煤的分级临氢热解，所得单环芳烃产物的产率可以达到25％。

实施例5：

本实施例提供了一种煤和煤焦油分级临氢热解制取芳烃的方法，所述方法采用实施例1中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将原料煤和煤焦油、供氢溶剂、铁基催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应温度为430℃，压力为16mpag，反应体积空速为0.8h^-1，氢油比为600，供氢溶剂和原料的比例为0.70:1，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解；

(2)步骤(1)分馏出的部分中油进行二级临氢热解反应，反应温度为520℃，压力为16mpag，反应体积空速为0.6h^-1，氢油比为1750，反应产物依次进行分离、分馏；

(3)步骤(1)分馏出的另一部分中油进行加氢反应，所述进行加氢反应的中油占分馏出的中油总量的65％，反应温度为370℃，压力为12mpag，反应体积空速为0.5h^-1，氢油比为1500，加氢反应后，依次进行分离、分馏，分离得到的氢气返回用于加氢，分馏得到的供氢溶剂返回用于临氢热解反应，分离和分馏得到的混合芳烃进行加氢精制；

(4)步骤(1)、(2)和(3)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，加氢精制的温度为360℃，压力为2mpag，氢油比为1000，然后进行芳烃抽提，最终得到单环芳烃产品。

本实施例中，采用所述装置进行煤的分级临氢热解，所得单环芳烃产物的产率达到22％。

实施例6：

本实施例提供了一种煤分级临氢热解制取芳烃的方法，所述方法采用实施例3中的装置进行，包括以下步骤：

(1)将原料煤、减压渣油、赤泥催化剂和氢气混合后进行一级临氢热解反应，反应温度为470℃，压力为25mpag，反应体积空速为1.0h^-1，氢油比为1700，反应产物依次经分离、分馏，分馏出的重馏分油返回再次进行一级临氢热解；

(2)步骤(1)分馏出的中油进行二级临氢热解反应，反应温度为500℃，压力为25mpag，反应体积空速为1.0h^-1，氢油比为1700，反应产物依次进行分离、分馏；

(3)步骤(1)和(2)分馏出的混合芳烃进行加氢精制，加氢精制的温度为280℃，压力为4mpag，氢油比为800，然后进行芳烃抽提，最终得到单环芳烃产品。

本实施例中，采用所述装置进行煤的分级临氢热解，所得单环芳烃产物的产率可以达到27％。

对比例2：

本对比例提供了一种煤临氢热解制取芳烃的方法，所述方法采用对比例1中的装置进行，并参照实施例4中的方法，区别仅在于：不包括步骤(2)，步骤(1)分馏出的中油也返回再次进行一级临氢热解反应。

本对比例中，由于一级临氢热解反应后的中油馏分未进行二级临氢热解，而是与重馏分油共同返回再次进行一级临氢热解，造成单环芳烃产物的产率明显降低，仅为17％。

综合上述实施例和对比例可以看出，本发明通过对煤进行临氢热解，并在反应过程中引入供氢溶剂，实现物质结构的定向转化，同时分馏产物再次进行临氢热解，极大地提高芳烃产品的产率，可以达到22％以上；本发明所述装置结构组成简单，方法流程短，运行时原料及能效利用率高，实现由煤大量制取芳烃，摆脱芳烃产品对石油资源的依赖。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细装置与工艺方法，但本发明并不局限于上述详细装置与方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细装置与方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明装置的等效替换及辅助装置的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。