一种煤的液化加氢方法与流程

本申请涉及煤的二级加工工艺领域，特别涉及到一种煤的液化加氢方法。
背景技术：
：当前，在从煤粉中提炼成品油的加氢工艺中，需要将煤粉与溶剂油混合制成煤浆料。其中，溶剂油一般采用上述工艺流程中产生的工艺生成油，例如蜡油，这是基于以下认识：煤浆进料必须在化学成分上与煤液化生成的油品性质相似。但是，采用工艺生成油作为溶剂油具有以下缺点：(1)工艺生成油的成本较高：与非工艺生成油相比，工艺生成油是由煤浆料提炼而成的，其生产成本和价值都高于非工艺生成油，利用工艺生成油作为煤的液化加氢工艺中的溶剂油，不利于降低生产成本，也容易造成资源浪费；(2)工艺生成油的产量不稳定：在现有技术中，绝大多数的煤制油都采用自产的蜡油作为循环溶剂制浆，但在设备刚刚启动时，不可能保证会产生足够的自产蜡油与煤粉混合，从而影响最终制得的成品油的产量和质量。所以，现有技术中缺少一种煤的液化加氢方法，避免使用或者减少使用上述工艺生成油。技术实现要素：本申请的目的是提供一种煤的液化加氢方法，避免使用或者减少使用工艺生成油，降低生产成本。为实现上述目的，本申请实施例采用以下技术方案：一种煤的液化加氢方法，包括以下步骤：混料，将煤粉和溶剂油混合制成煤浆；液相加氢，对混合好的煤浆进行液相加氢反应，液相加氢反应的反应温度为400-500℃，液相加氢反应的反应压力为100-300bar，得到物料一；分离，对物料一进行分离，物料一被分离成两部分，包括物料二和物料三，物料二为分离条件下不可蒸馏的部分，物料三维分离条件下可蒸馏的部分；气相加氢，对物料三进行气相加氢反应，得到物料四；其中，溶剂油选用蜡油、减压渣油、常压渣油、煤焦油中的一种或多种。在上述技术方案中，本申请实施例通过使用非工艺生成油代替工艺生成油(如自产蜡油)作为溶剂油，可以大幅降低生产成本。具体地，现有技术中的煤加气工艺都使用工艺生成油作为循环溶剂来混合煤粉制备煤浆，其原理是煤浆必须与溶剂油在化学组分上类似。然而，本申请发现特殊的非工艺生成油也可以作为溶剂油。因此，没有必要将一定量的工艺生成油作为溶剂再循环制备煤浆。通过这一发现，大大提高了进料范围和工艺灵活性。进一步地，根据本申请实施例，其中，液相加氢反应的反应温度为450℃-480℃。进一步地，根据本申请实施例，其中，溶剂油的馏程为400℃以上。进一步地，根据本申请实施例，其中，溶剂油选用芳烃含量高的重油。进一步地，根据本申请实施例，其中，煤粉和溶剂油的比例为1:1-20。进一步地，根据本申请实施例，其中，煤粉和溶剂油在混料罐内进行混料。进一步地，根据本申请实施例，其中，液相加氢反应在液相加氢反应器中进行，液相加氢反应器的下端与混料罐连通。进一步地，根据本申请实施例，其中，液相加氢反应器有2-4个串联的反应器组成。进一步地，根据本申请实施例，其中，液相加氢反应器和混料罐之间设置有进料泵，进料泵将煤浆加压至100-300公斤。进一步地，根据本申请实施例，其中，液相加氢反应器和混料罐之间设置有预热器，对煤浆进行预加热。进一步地，根据本申请实施例，其中，分离步骤是在热分离器中进行的，热分离器与液相加氢反应器连通。进一步地，根据本申请实施例，其中，热分离器中的压力与液相加氢反应一致。进一步地，根据本申请实施例，其中，热分离器中的温度比液相加氢反应的反应温度低5℃-20℃。进一步地，根据本申请实施例，其中，物料三在热分离器的顶部产生，物料三包括汽油、柴油和蜡油，以及轻组分气体(比如氢气)、反应产物硫化氢、氨、水和c1-c4。进一步地，根据本申请实施例，其中，气相加氢反应在气相加氢反应器中进行，热分离器的与液相加氢反应器的底部连通。进一步地，根据本申请实施例，其中，物料四通过管道一依次输送分离罐一、分离罐二和分离罐三进行三级分离，分离罐一、分离罐二和分离罐三之间串联连接。进一步地，根据本申请实施例，其中，分离罐一的流入管道前设置有换热器一，换热器一同时设置在混料罐的流出管道上，使物料四通过换热器一与新鲜煤浆进行换热。进一步地，根据本申请实施例，其中，分离罐二的流入管道前设置有换热器二，换热器二同时设置在混料罐的流出管道上，使一级分离后的气相产物通过换热器二与新鲜煤浆进行换热。进一步地，根据本申请实施例，其中，分离罐三的流入管道前设置有换热器三，换热器三同时设置在混料罐的流出管道上，使二级分离后的气相产物通过换热器三与新鲜煤浆进行换热。进一步地，根据本申请实施例，其中，经分离罐一分离后的液体馏分，为蜡油馏程范围内的油组分，从分离罐一的底部流出。进一步地，根据本申请实施例，其中，经分离罐二分离得到的液体馏分在柴油馏程范围内，从分离罐二的底部流出。进一步地，根据本申请实施例，其中，经分离罐三分离得到的液体馏分在汽油馏程范围内，从分离罐三的底部流出。进一步地，根据本申请实施例，其中，经三级分离后的气相产物输送至气体处理单元。进一步地，根据本申请实施例，其中，物料二聚集在热分离器的底部，物料二包括蜡油、未转化的溶剂油、添加剂催化剂固体和未转化的煤粉固体。进一步地，根据本申请实施例，其中，对物料二进行进一步处理，回收其中的蜡油。进一步地，根据本申请实施例，其中，回收的蜡油通过管道二再循环至混料罐中。进一步地，根据本申请实施例，其中，回收的蜡油通过管道三经过增压泵增压后循环至气相加氢反应器中。为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种煤的液化加氢装置，采用如权利要求1-27中的任一项的一种煤二代液化加氢工艺。为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种蜡油，采用如上所述的一种煤二代液化加氢工艺或如权利要求28的一种煤的液化加氢装置制得。为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种柴油，采用如上所述的一种煤二代液化加氢工艺或如权利要求28的一种煤的液化加氢装置制得。为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种汽油，采用如上所述的一种煤二代液化加氢工艺或如权利要求28的一种煤的液化加氢装置制得与现有技术相比，本申请具有以下有益效果：本申请使用非工艺生成油代替工艺生成油(如自产蜡油)作为溶剂油，可以大幅降低生产成本。具体地，现有技术中的煤加气工艺都使用工艺生成油作为循环溶剂来混合煤粉制备煤浆，其原理是煤浆必须与溶剂油在化学组分上类似。然而，本申请发现特殊的非工艺生成油也可以作为溶剂油。因此，没有必要将一定量的工艺生成油作为溶剂再循环制备煤浆。通过这一发现，大大提高了进料范围和工艺灵活性。附图说明下面结合附图和实施例对本申请进一步说明。图1是本申请一种煤的液化加氢方法的工艺流程图。附图中1、混料罐2、进料泵3、预热器4、液相加氢反应器5、热分离器6、气相加氢反应7、换热器一8、换热器二9、换热器三10、分离罐一11、分离罐二12、分离罐三13、减压塔14、增压泵15、加热炉16、管道一17、管道二18、管道三19、管道四具体实施方式为了使本发明的目的、技术方案进行清楚、完整地描述，及优点更加清楚明白，以下结合附图对本发明实施例进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，仅仅用以解释本发明实施例，并不用于限定本发明实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“中”、“上”、“下”、“左”、“右”、“内”、“外”、“顶”、“底”、“侧”、“竖直”、“水平”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“一”、“第一”、“第二”、“第三”、“第四”、“第五”、“第六”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。出于简明和说明的目的，实施例的原理主要通过参考例子来描述。在以下描述中，很多具体细节被提出用以提供对实施例的彻底理解。然而明显的是，对于本领域普通技术人员，这些实施例在实践中可以不限于这些具体细节。在一些实例中，没有详细地描述公知方法和结构，以避免无必要地使这些实施例变得难以理解。另外，所有实施例可以互相结合使用。本申请通过图1展示了一种煤的液化加氢方法的工艺流程。如图1所示，所述的煤的液化加氢方法，包括以下步骤：混料，将煤粉和溶剂油混合制成煤浆；液相加氢，对混合好的煤浆进行液相加氢反应，液相加氢反应的反应温度为400-500℃，优选450℃-480℃，液相加氢反应的反应压力为100-300bar，得到物料一；分离，对物料一进行分离，物料一被分离成两部分，包括物料二和物料三，物料二为分离条件下不可蒸馏的部分，物料三维分离条件下可蒸馏的部分；气相加氢，对物料三进行气相加氢反应，得到物料四；其中，上述溶剂油的馏程为400℃以上，优选为450℃以上，可以选用蜡油、减压渣油、常压渣油、煤焦油中的一种或多种。在上述技术方案中，本申请通过使用非工艺生成油代替工艺生成油(如自产蜡油)作为溶剂油，可以大幅降低生产成本。具体地，现有技术中的煤加气工艺都使用工艺生成油作为循环溶剂来混合煤粉制备煤浆，其原理是煤浆必须与溶剂油在化学组分上类似。然而，本申请发现特殊的非工艺生成油也可以作为溶剂油。因此，没有必要将一定量的工艺生成油作为溶剂再循环制备煤浆。通过这一发现，大大提高了进料范围和工艺灵活性。其中，溶剂油优选芳烃含量高的重油，例如高环烷烃和芳烃矿物油——最好是最重的矿物油，以及源自油页岩的页岩油和源自油砂的重油。针对不同矿物油的质量和来源，可以减少溶剂油的比例。此外，原本用作溶剂的自产蜡油被重油所代替，也能够提高液相和气相加氢的液相产品收率，大幅提高经济效益。这是由于，在仅使用工艺生成油(比如自产蜡油)作为循环溶剂的工艺中，一个目标是尽可能增加煤与油之间的比例，减少液相加氢的反应空间，降低成本，所以现有技术中的煤粉与溶剂油之间的比例一般控制为1：1-2。但是，在本申请中，由于非生成油本身也可转化为汽柴油，而且成本低廉，所以煤油比例不再是影响收益的主要问题，可以选择煤油比例为1：1-20，优选的煤油比例为1：2-10。此外，在上述技术方案中，煤粉和溶剂油在混料罐1内进行混料。在混料时，可以添加催化剂，催化剂可以是硫酸铁粉末，添加量为进料的0.5wt％。液相加氢反应在液相加氢反应器4中进行。液相加氢反应器4的下端和混料罐1连通，在液相加氢反应器4和混料罐1之间设置有进料泵2和预热器3，将混合好的煤浆加压至100-300公斤，并加热至反应温度。优选地，液相加氢反应器4由2-4个串联的反应器组成。液相加氢反应产生的物料一在热分离器5内分离。热分离器5与液相加氢反应器4连通。热分离器5中的压力与液相加氢反应的反应压力相同，热分离器5中的温度比液相加氢反应的反应温度低5-20℃。分离出的物料二聚集在热分离器5的底部，主要包括部分蜡油、少量未转化的溶剂油、添加剂催化剂固体和未转化的煤粉固体等。分离出的物料三在热分离器5的顶部产生，具体包括汽油、柴油和蜡油等，以及轻组分气体(比如氢气)、反应产物硫化氢、氨、水和c1-c4等。气相加氢反应在气相加氢反应器6中进行。热分离器5的顶部与液相加氢反应器6的底部连通，将位于热分离器5顶部的物料三输送至气相加氢反应器6中进行进行二次加工，在催化剂的存在下进一步加氢。气相加氢反应器6为固定床反应器，催化剂为传统的加氢精制与加氢裂化催化剂。固定床催化剂可针对产品的指标要求灵活调整，满足产品需求。在上述技术方案中，本申请通过液相和气相加氢的直接结合而没有中间的减压步骤，煤的二级加工工艺在技术上得到了优化：除了节能优势之外，还避免了液相加氢的热不稳定性与产品结焦趋势，尤其适用于本申请中作为溶剂油所采用的具有高结焦倾向的重矿物油(比如页岩油)或者油砂重油的提炼。此外，气相加氢反应的产物物料四通过管道一16依次输送分离罐一10、分离罐二11和分离罐三12进行三级分离，三个分离罐之间串联连接。其中，三个分离罐的压力相同、温度不同，因此可以分别得到三类馏程范围不同的液体产品。具体地，在分离罐一10的流入管道前设置有换热器一7，换热器一7同时设置在混料罐1的流出管道上，使物料四通过换热器一7与新鲜煤浆进行换热。经分离罐一10分离后的液体馏分，最好为蜡油馏程范围内的油组分，从分离罐一10的底部流出。此外，其中的蜡油也可以用过管道四19送至气相加氢反应器6中继续加工，生产附加值更高的汽柴油。具体地，在分离罐二11的流入管道前设置有换热器二8，换热器二8同时设置在混料罐1的流出管道上，使一级分离后的气相产物通过换热器二8与新鲜煤浆进行换热。经分离罐二11分离得到的液体馏分，最好是在柴油馏程范围内，从分离罐二11的底部流出。具体地，在分离罐三12的流入管道钱设置有换热器三9，换热器三9同时设置在混料罐1的流出管道上，使得二级分离后的气相产物通过换热器三9与新鲜煤浆进行换热。经分离罐三12分离得到的液体馏分，最好是在汽油馏程范围内，从分离罐三11的底部流出。在上述技术方案中，经三级分离后的气相产物大部分为氢气，可以输送至气体处理单元(图上未示出)，净化回收氢气后，可以将氢气作为新氢返回系统。在上述技术方案中，换热器三9、换热器二8和换热器一7依次设置在混料罐1的流出管道上，能够为新鲜煤浆进行逐级加热，同时能够回收热能，节约能源。此外，物料二从热分离器5底部流出后，需要进行进一步的处理，得以回收其中蜡油。具体地，物料二被输送至减压塔13处理获得高沸点的蜡油和残留物，也可以使用干燥器替换减压塔进行处理操作，并不限制本申请。回收的蜡油可以通过管道二17再循环至混料罐1中，也可以通过管道三18经过增压泵14增压后循环至气相加氢反应器6中，或者从减压塔13顶部离开本申请的工艺流程。其中，回收的蜡油进入气相加氢反应器6之前，可以通过加热炉15调整温度，以适合气相加氢反应器6中的反应温度。下面通过实施例1-10及对比例1-2对本申请进行进一步的说明。但本申请并不限于这些实施例。其中，实施例1-10及对比例1-2的进料情况如表1所示。表1在表1中的无烟煤的物性如表2所示。表2在表1中的减压渣油及蜡油的物性如表3所示。表3实施例1-5对比例1实施例6-10对比例2比重0.9560.9511.0381.038c(wt％)87.2887.2884.9784.97h(wt％)11.811.89.259.25n(wt％)0.560.560.340.34s(wt％)0.252.455.385.38o(wt％)0.10.10.10.1ccr(wt％)13.513.524.5424.54实施例1-10及对比例1-2中的工艺条件如表4所示。表4实施例1-10及对比例1-2中的进料分布如表5所示。表5由上述实施例1-10及对比例1-2制得的产品分布及收率如表6所示。表6由上表所示，按照本申请技术方案中的减压渣油作为溶剂油，与现有技术中蜡油作为溶剂油的技术方案相比，具有相当的成品转换率，但减压渣油的成本明显低于蜡油，使用减压渣油代替蜡油，能够获得较高的经济效益。在此基础上，加氢反应的反应压力及反应温度是影响产品收率的重要指标之二，在实际生产过程中，需要结合生产成本和效率综合考虑如何设定加氢反应的反应压力及反应温度。实施例1-10及对比例1-2获得的产品质量如表7所示。表7由上表所示，溶剂油的种类并不会影响产物(汽油和柴油)的质量，这是由煤的二级加工工艺的特点导致的。在煤的二级加工工艺中，原料经过一级悬浮床(液相加氢)反应后得到的产品，不能直接销售，汽油组分(石脑油)、柴油组分、蜡油组分等都是根据馏程切割的，并不合格，不能销售。而在气相加氢反应中，可以根据目标产品调整催化剂，所以不管液相加氢反应的产物质量如何，有多大偏差，都能通过二级气相加氢给调整过来，产出合格的汽柴油。尽管上面对本申请说明性的具体实施方式进行了描述，以便于本
技术领域：
的技术人员能够理解本申请，但是本申请不仅限于具体实施方式的范围，对本
技术领域：
的普通技术人员而言，只要各种变化只要在所附的权利要求限定和确定的本申请精神和范围内，一切利用本申请构思的申请创造均在保护之列。当前第1页12