CN102051194B

CN102051194B - 一种用溶剂供氢由生物质制取液体燃料的方法

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Publication number: CN102051194B
Application number: CN200910188159.XA
Authority: CN
Inventors: 彭派
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2009-10-27
Filing date: 2009-10-27
Publication date: 2014-04-02
Anticipated expiration: 2029-10-27
Also published as: CN102051194A

Abstract

本发明公了开一种用溶剂供氢由生物质制取液体燃料的方法。本发明方法是在缓和条件下，使用适宜催化剂和供氢溶剂，在不采用气体氢的情况下，将生物质原料进行直接液化反应处理，生产可替代石油产品的优质燃料油。本发明以合适的化学反应环境，解决了现有生物质快速裂解制油在大规模工业反应器的物理环境中难以解决的问题，本发明方法工业装置与试验装置反应的重复性好、工艺简单、设备配置较少、压力要求低于高压液化技术且无需气体氢反应，因而在生物质能源的开发利用中有着广阔的应用前景。

Description

一种用溶剂供氢由生物质制取液体燃料的方法

技术领域

本发明涉及再生能源的技术领域，具体是一种用溶剂供氢由生物质制取液体燃料的方法。

背景技术

用生物质制取液体燃料，目前主要采取热裂解方法，一般分为高压液化、快速裂解和常规裂解几种技术路线。高压液化压力一般20MPa左右、温度250～400℃、物料停留时间15min～2h，在CO/H₂和催化剂作用下裂解可获得质量较好、热值较高的燃料油；快速裂解在常压、加热速度1000～10000℃/S、反应温度500℃左右、物料停留时间0.5～1S，液体收率较高，但其产品的热值较低；常规裂解温度小于500℃、加热速度10～100℃/min、物料停留时间0.5～5S，其气液产物组成复杂、氧含量高、热值低，后处理比较困难。

生物质的高压液化主要有两种途径，即氢/供氢溶剂/催化剂路线和CO/H₂O/碱金属催化剂路线。前者如德国联邦森林和林产品研究中心的一步法催化加氢液化技术，在20MPa氢压和380℃下进行约15min反应，液化产物氧含量约12m％。后者如美国能源部在生物质液化实验室进行的高压液化试验，在21MPa、375～400℃下进行，停留时间20min～4h，以Na₂CO₃为催化剂，产品的热值为37MJ/kg，含氧量7～10m％。

高压液化的反应条件苛刻，对设备要求高，其工业化的投资和操作费用高昂。快速裂解技术由于不采用高压设备且在液体收率方面比常规裂化有优势，成为国内外研究的热门。

生物质快速热裂解的技术原理是：有机高聚物在隔绝氧气、快速加热(1000～10000℃/S)、＜1s反应时间的条件下断链为短链分子，使结焦和产气降到最低，从而获得最大的产油量。

据此原理开发的快速裂解工艺，按加热方式主要分成以下两类：(a)设备给热反应器：主要依靠高温反应器表面直接或间接与生物质接触，使生物质快速升温进行热裂解，典型有英国Aston大学的烧蚀热裂解反应器、NREL的涡流反应器及荷兰Twente大学的旋转锥生物质裂解制油反应器等；(b)热载体给热反应器：主要借助热气流或气固多相流对生物质进行快速加热。由于热载体的加热速率高及加热均匀，同时热载体具有携带产物快速卸出作用，国内外发展较多，如加拿大Waterloo大学的流化床热裂解系统、加拿大Ensyn的循环流化床反应器和GTRI的快速引射流反应器，中国专利200510057216.2的生物质热解液化装置、20050057215.8的生物质热解液化双塔装置、200510011104.3提出的装置、02112008.0提出的装置等。

现有快速裂解工艺的设备给热反应器，其设备规模庞大，机械接触的磨损导致运行维护成本高；热载体给热反应器，需要载体与产物分离及热载体循环加热设备，工艺流程的装备配置复杂、操作繁琐。

生物质的有机高聚物，其热裂解反应属于自由基反应历程，大分子断链时形成大量含有不饱和键的不稳定中间产物，这些不稳定中间产物在高温下停留时间过长，会被一些自由基引发形成连锁反应，进行自由基缩合反应和/或二次裂解反应，其结果是形成焦炭和大量低分子气体产物。故现有生物质快速裂解工艺必须严格限制产物在高温下的停留时间。但是，如果采用大规模的工业反应器，由于物料返混的缘故，不可能所有的中间产物会迅速排出，因此现有生物质快速裂解工艺，其工业装置的液体燃料产品一般是达不到小型试验装置的收率的，有时工业装置的产油率要比试验装置低得多。这是现有生物质快速裂解工艺在大规模工业反应器的物理环境下难以解决的问题。

另外，生物质快速热裂解的产物组成较复杂，产物含水量15～30m％、含氧量40～50m％，氢碳比低，热值较低，后加工处理难度大、成本高。

如果是采用热气流作为热载体，大部分产物以气体状态与载热气流混合排出，冷凝收集存在一定难度，需要庞大的冷却冷凝设备，或液体回收不完全，综合生产成本不具优势。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种工艺简单、反应条件缓和、产品质量和热值较高的方法，使用循环供氢溶剂(同时作为热载体)，对生物质进行供氢热解的直接液化加工，生产可替代石油产品的液体燃料。

本发明方法包括如下步骤：

(1)对生物质原料进行预处理，包括粉碎、干燥，制成原料粉；

(2)对溶剂进行加氢处理，制成供氢溶剂；

(3)原料粉和部分供氢溶剂、催化剂配制原料浆，剩余供氢溶剂在反应时加入；或将全部供氢溶剂一次加入，直接制成反应原料浆；

(4)将原料浆进料至反应器，进行热解、溶解和氢转移等一系列液化反应，然后进行物料的气、液、固三相分离，得到液化生成气、液化生成油和残渣；

(5)将液化反应生成气冷却冷凝，并分离为干气、冷凝油和冷凝水；

(6)液化反应生成油进行蒸馏，分成粗产品馏分和循环溶剂馏分；对循环溶剂馏分进行溶剂抽提，分成理想氢载体和非理想氢载体组分；

(7)冷凝油、粗产品馏分和非理想氢载体组分混合，进行加氢精制后分馏，制得合格燃料油产品。

按照本发明的方法，所述方法还包括步骤(8)，将步骤(6)得到的理想氢载体循环回步骤(2)，作为循环溶剂使用。

按照本发明的方法，所述方法还包括步骤(9)，分离和提纯步骤(5)得到的干气，得到可燃气(CO+C₁～C₃烃类)和不燃气(CO₂、N₂、H₂S、NH₃等)。

如果生物质热裂解反应系统中存在大量的游离氢(-H)，这些游离氢会优先与自由基结合，及时阻断自由基的连锁反应，使原本不稳定的中间产物迅速稳定下来，大大减少焦炭和低分子气体产物的生成；同时，游离氢也会与生物质原先的结构氧反应形成水，有效降低产物中的氧含量。

本发明居于上述原理，采用供氢溶剂作为热载体，溶剂一方面传热给生物质，另一方面在生物质热裂解反应条件下释放游离氢，及时阻断自由基连锁反应，有效增加液体燃料产率并提高其质量。

生物质在溶剂介质中裂解，生成的短链有机物迅速被溶剂溶解吸收，并随溶剂流排出。由于液态产物不会过热汽化，可简化产物的冷却冷凝过程，节省生产装置的设备投资。

为了保证在反应条件下有足够数量的游离氢参加反应，并增加生物质的溶解量，强化伴随反应的传质过程，通过溶剂在反应场所内滞留或循环。本发明反应器的进料液固比在1.5～4.2之间，优选2.0～3.5。

由于采用了高效催化剂，本发明采用的反应条件相当缓和：压力在1.5～8.5MPa之间，优选3.5～6.0MPa；温度在250～430℃之间，优选350～400℃；生物质反应时间在5～50min之间，优选15～35min。

本发明的催化剂以第IV～VI周期、IIIB～VIII族元素的油溶性或水溶性化合物为活性物质，所述活性物质选自二聚酸尿素络合镧、乙二胺四乙酸络合铁、戊二酸尿素络合钴、异辛酸尿素络合钼、异辛酸尿素络合钨、钼酸铵、钨酸铵、硝酸铁、硝酸镍、硝酸钴、硫酸镍、硫酸钴、硫酸铁、硫酸亚铁中的一种或几种；以非离子型表面活性剂为助剂，所述助剂包括聚山梨酸醇酯、缩水山梨酸单油酸酯、烷基多糖苷、聚氧乙烯山梨醇酐油酸酯、聚氧丙烯聚氧乙烯甘油醚中的一种或几种。所述催化剂中活性物质占35m％～55m％。催化剂用量为反应生物质重量的0.1％～1.0％，优选0.25％～0.45％。

本发明所述的催化剂，其作用一是降低供氢溶剂中游离氢的离解温度和加速离解过程，最大限度增加反应系统中的游离氢浓度，二是降低生物质的热解温度和加速热解，三是增加生物质及其热解产物在溶剂中的溶解度，促进热解反应正向进行。

本发明的生物质液化反应可在上流式流化反应器进行连续操作，也可在搅拌式蒸馏反应器进行间歇操作，优选前者。

本发明所述的上流式流化反应器，其顶部有反应生成物出口，底部有低液固比原料浆和溶剂入口。为了增强反应效果，反应器内可设置搅拌器，也可设置一些固定式内构件代替搅拌器；还可不设置任何内构件，而将反应生成的可燃气全部或部分从反应器底部进料口引入反应器进行气体搅拌。

当采用上流式流化反应器时，一部分供氢溶剂与催化剂和原料粉混合制成低液固比原料浆，剩余部分供氢溶剂则经过加热后再进入反应器。所述低液固比原料浆，其溶剂和生物质的重量比在0.2～1.0之间，优选0.45～0.65。

本发明所述的搅拌式蒸馏反应器，器内配置搅拌器，物料可在反应完毕立即原地进行常压和减压蒸馏，顺序分离出气体、水、粗产品馏分、循环溶剂馏分和残渣。所述的搅拌式蒸馏反应器宜采用间歇操作，生物质粉和供氢溶剂一次投入配制成反应原料浆。

所述液化生成气冷凝后分离出干气，该干气再分离出可燃气和不燃气。

本发明所述液化生成油经蒸馏，所得液体中循环溶剂馏分为320～400℃馏分、其余为粗产品馏分。根据本发明整体的实际物料平衡，各馏分的起点和/或终点可以有40℃以下的调整。

本发明所述循环溶剂馏分，除含有反应脱氢后的溶剂本体，还有生物质液化产物中与溶剂馏程相同的馏分。

与溶剂馏程相同的产物馏分中含有非理想氢载体组分，这些组分通过溶剂抽提操作与供氢溶剂分离。

本发明的供氢溶剂，初始成分为经不完全饱和加氢处理的蒽油，或其它少于四环的芳香烃及其仅含C、H元素的同系物和衍生物。此类物质由于芳环不完全饱和，其键连氢处于不对称状态，在反应条件下会部分脱离芳环而形成游离氢(-H)。所述理想氢载体，即是此类在反应条件下能有效释放游离氢的物质。

所述非理想氢载体组分，是指在反应条件下不能有效释放游离氢的有机物，一般为非芳烃结构，或芳香度很低的烃类及其衍生物。

理想氢载体与非理想氢载体的组成差异在于分子的芳香度不同，通过溶剂抽提处理，很容易将两者分离开来，其中理想氢载体组分作为循环溶剂使用。

所述残渣中的固体含量＞90w％，固体中主要含生物质原料的无机物质。

本发明方法中，其它过程的操作和条件，如加氢处理、加氢精制、溶剂抽提、气体分离等过程，以及反应器和分离器设计，可以由技术人员按本领域普通知识及相关产品的性质要求等具体确定。本发明适宜处理的生物质原料为所有种类植物干体及其加工利用后的副产品和废弃物，包括农作物秸杆及各种废弃物、经济作物的非原目的利用部分及加工后的各种废弃物、林产木材的加工余料及各种废弃物、各种目前无直接经济利用价值的野生植物和有害植物、以植物为食物的动物粪便等等。

与现有技术相比较，本发明方法的有益效果为：

本发明采用溶剂作为化学氢载体和反应热载体，选择适宜的复合液体催化剂，在缓和的工艺条件下，实现生物质的直接液化，制取可替代石油产品的优质燃料油。

本发明以合适的化学反应环境，解决了现有生物质快速裂解制油在大规模工业反应器的物理环境中难以解决的问题，具有的优点为，工业装置与试验装置反应的重复性好、工艺简单、设备配置较少、压力要求低于高压液化技术且无需气体氢反应等。

附图说明

图1是本发明采用上流式流化反应器进行连续操作实现生物质直接液化制取燃料油的流程图。

图2是本发明采用搅拌式蒸馏反应器实现生物质直接液化制取燃料油的流程图。

附图中：

图1中的数字表示物料：1.生物质原料，2.催化剂，3.溶剂(包括循环溶剂)4.氢气，5.制浆用加氢溶剂，6.加热用加氢溶剂，7.原料浆，8.燃烧用可燃气，9.反应搅拌用可燃气，10.混合进料，11.反应生成混合物，12.热气流，13.热液流，14.热浆，15.干气，16闪蒸气，17.干渣，18.冷凝水，19.冷凝油，20.可燃气，21.不燃气，22.粗油馏分，23.溶剂馏分，24.非理想氢载体组分，25.理想氢载体组分(循环溶剂)，26.产品加氢用氢气，27.加氢产品混合物，28、29、30、31表示由轻到重的各馏分合格产品(轻烃、汽油、柴油、重油)。

图1中的字母表示操作单元或设备：A.溶剂加氢单元，B.生物质原料干燥单元，C.生物质原料粉碎单元，D.制浆单元，E.溶剂加热炉，F.上流式流化反应器，G.气液分离器，H.冷凝分离器，I.气体分离单元，J.真空闪蒸器，K.蒸馏塔，L.溶剂抽提单元，M.产品加氢精制单元，N.产品蒸馏塔。

图2中的数字表示物料：1.生物质原料，2.催化剂，3.溶剂(包括循环溶剂)4.氢气，5.加氢溶剂，6.混合进料，7.混合气体，8.水分，9.粗油馏分，10.溶剂馏分，11.残渣，12.可燃气，13.不燃气，14.非理想氢载体组分，15.理想氢载体组分(循环溶剂)，16.产品加氢用氢气，17.加氢混合产物，18、19、20、21表示由轻到重的各馏分合格产品(轻烃、汽油、柴油、重油)。

图2中的字母表示操作单元或设备：A.溶剂加氢单元，B.生物质原料干燥单元，C.生物质原料粉碎单元，D.制浆单元，E.搅拌式反应蒸馏单元，F.溶剂抽提单元，G.气体分离单元，H.产品加氢精制单元，I.产品蒸馏塔。

具体实施方式

图1和图2所示的流程均是本发明的技术方案，区别在于前者为连续操作，后者为间歇操作。后者的搅拌式蒸馏反应器配有加热功能，故其流程比前者较为简单，但操作上较为繁琐。

下面按照图1的操作方式具体说明本发明方案。

生物质原料1经干燥单元B脱水后，去粉碎单元C制成适宜粒度的生物质粉，与催化剂2、少量制浆用加氢溶剂5按适宜比例在制浆单元D制成低液固比原料浆7；加热用加氢溶剂6经加热炉E加热到合适温度，再与原料浆7、可燃气9(需要时使用)混合形成混合进料10，从底部进入上流式流化反应器F，物料在反应器中完成反应后，形成反应混合生成物11，从中部进入气液分离器G。气液分离器G中的热气相含有全部生成气、生成水蒸汽和部分轻质生成油，形成热气流12，此热气流从G顶部排出，进入冷凝分离器H进行分级冷凝，分别形成冷凝水18、冷凝油19和干气15。冷凝水排出装置，干气去气体分离单元I分成可燃气20和不燃气21，不燃气排出装置，可燃气回收利用，可作为加热炉E的一部分燃料8，也可作为反应器的搅拌气9。气液分离器G中的热液成分包括液化生成油和反应脱氢后的溶剂，从分离器中部排出热液流13。分离器G底部为污泥状热浆14(含有40～60m％的油分)，此热浆从中部进入真空闪蒸器J，其中的油分形成闪蒸气16从真空闪蒸器JJ上部排出，与热液流13混合进入蒸馏塔K。干渣17从J底部排出。在蒸馏塔中，产物被分成较轻粗油馏分22和较重的溶剂馏分23，含有部分来自生物质液化产物的非理想氢载体组分的溶剂馏分，去溶剂抽提单元L进行溶剂提纯，非理想氢载体组分24被分离出去，与粗油馏分22、冷凝油19和氢气26一起去产品加氢加氢精制单元M进行加氢改质。加氢精制生成油27去产品蒸馏塔N分馏出各个馏分的合格燃料油产品，如轻烃28、汽油29、轻柴油30和重油31。本发明的产品组成随生物质的来源不同虽有较大变化，但其中汽油29、轻柴油30合计占70m％以上。如原料的纤维素含量较高，一般汽油收率略高；如原料的木质素含量较高，则其柴油收率略高。根据实际情况，可将产品蒸馏塔N的汽油28、汽油29合并为汽油产品，轻柴油30、重油31合并为柴油产品。

实施例

实施例分别以麦秸、杂草(含灌木枝叶约35m％)、稻草、混合木屑为原料，制成100％筛分180目的生物质原料粉。采用本发明所述的液体催化剂，并以本发明所述非离子型表面活性剂为助剂，以馏程320℃～400℃的加氢蒽油为溶剂，进行溶剂供氢的生物质直接液化试验。本发明实施共12例，采用图2所示的工艺流程，均为间歇操作。

实施例1～3为本发明优选反应条件和试验结果。

实施例4～6作为其它条件优选而有无催化剂/溶剂无供氢作用的试验对比。其中实施例5不用催化剂，但用加氢蒽油为溶剂；实施例6采用与实施例4相同的催化剂，但用无供氢作用的溶剂(不进行加氢处理的蒽油)作为反应介质。

实施例7～12为本发明的边界或接近边界反应条件和试验结果。

各实施例的催化剂组成如下：

实施例1/7/8：钼酸铵6m％，硝酸镍8.5m％，硫酸亚铁13m％，硫酸铁7m％，聚山梨酸醇酯4.5m％，缩水山梨酸单油酸酯5.5m％，烷基多糖苷2m％，其余为蒸馏水。

实施例2：二聚酸尿素络合镧4.5m％，乙二胺四乙酸络合铁12.5m％，异辛酸尿素络合钨13.5m％，异辛酸尿素络合钼2m％，聚山梨酸醇酯4.5m％，缩水山梨酸单油酸酯3.5m％，聚氧乙烯山梨醇酐油酸酯3m％，其余为280～320℃石油馏分。

实施例3/9/10：钨酸铵9.5m％，硝酸钴10.5m％，硝酸铁13.5m％，硫酸铁7.5m％，聚山梨酸醇酯4m％，缩水山梨酸单油酸酯5.5m％，聚氧丙烯聚氧乙烯甘油醚4.5m％，甘油11.5m％，其余为蒸馏水。

实施例4/6/11/12：钨酸铵8.5m％，硝酸钴10.5m％，硝酸铁12.5m％，硫酸铁7.5m％，聚山梨酸醇酯5m％，缩水山梨酸单油酸酯5m％，聚氧丙烯聚氧乙烯甘油醚4m％，甘油10m％，其余为蒸馏水。

本发明反应条件和试验结果如表1、表2所示(m表示质量，m％表示质量百分含量)。表中产品收率系扣除原料的含水量和含灰量后计算。

实施例中，反应介质为供氢溶剂的产品收率合计＞100m％，这是加氢溶剂的游离氢转移给热解产物的结果。

本发明试验先用氮气给反应器充压，生物质热解开始产气超压时自动排气恒压。

实施例1～4的试验结果表明，采用供氢溶剂和催化剂，生物质的产油率达到50m％以上。不同原料的产品收率有一定差异，以混合木屑的产油率最高，达60.52m％，这与木屑原料的木质素含量高而氧含量较低有关。

实施例5的试验结果表明，由于没有使用催化剂，即使反应条件相同(与实施例4比较)，产油率减少一半左右，产气率和产水率也明显偏低，而残渣量(有机质)为实施例4的12倍多，表明原料的反应转化率偏低。

实施例6的试验结果表明，由于溶剂没有供氢作用，即使有催化剂存在，在高温和压力作用下与生物质热解产生的不饱和物质发生缩合反应，导致液体减少和固体增加，产油率仅15.21m％，产气率和产水率明显偏低，残渣量(有机质)达56.05m％。

非优选反应条件实施例7/8/9/11的产油率和产物合计收率均比优选反应条件实施例1～4低，但实施例10的产油率和产物合计收率与优选条件实施例1～3相当，而实施例12的产油率和产物合计收率反而比优选条件高不少，这是由于实施例10/12的液固比和反应温度采用了最大值的缘故。而液固比高，意味溶剂的供氢量大，更有利于生物质热解转化的目的产物，实施例12不但液固比和反应温度为最大值，反应压力也接近最大值(意味原料和产物在溶剂中的溶解度大幅增加)，其产油率和产物合计收率最高是当然的。但是，固液比、反应压力和温度过高，相应设备投资和生产成本也会大幅度增加，因此本发明不将最高固液比和压力、温度推荐为优选反应条件。

将实施例1～4和7～11的液化油混合均匀后，进行元素分析和热值测定，如表3所示。表中数据表明，本发明所产液化油的氧含量和热值与生物质高压加氢液化生成油相当，其碳氢比与石油的中间馏分相当。本发明液化油经进一步加氢精制处理后，其质量与石油产品相仿，可代替石油产品使用。

表1反应条件和试验结果(一)

①杂草原料中约含35m％灌木枝叶。

表2反应条件和试验结果(二)

表3混合液化油的元素组成与热值

元素	C	H	N	O	热值，MJ/kg
						含量，m％	77.07	11.89	1.21	9.83	36.2

Claims

1.一种用溶剂供氢由生物质制取液体燃料的方法，包括如下步骤：

(2)对溶剂进行加氢处理，制成供氢溶剂；

(3)原料粉、催化剂和至少部分供氢溶剂混合，配制成原料浆；

(4)将原料浆进料至反应器，进行热解、溶解和氢转移等一系列液化反应，然后进行物料的气、液、固三相分离，得到液化生成气、液化生成油和残渣；所述的反应条件为：压力为1.5～8.5MPa，温度为250～430℃，生物质反应时间为5～50min；

(5)将液化生成气冷却冷凝，并分离为干气、冷凝油和冷凝水；

(6)将液化生成油进行蒸馏，得到粗产品馏分和循环溶剂馏分；对循环溶剂馏分进行溶剂抽提，分成理想氢载体和非理想氢载体组分；所述理想氢载体，即是此类在反应条件下能有效释放游离氢的物质；

(7)冷凝油、粗产品馏分和非理想氢载体组分混合后进行加氢精制，经分馏制成合格燃料油产品。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括步骤(8)，步骤(6)得到的理想氢载体循环回步骤(2)，作为循环溶剂使用。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括步骤(9)，分离和提纯步骤(5)得到的干气，得到可燃气和不燃气。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述反应器的进料中溶剂与生物质原料的质量比为1.5～4.2。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述反应器的进料中溶剂与生物质原料的质量比为2.0～3.5。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中配制原料浆时，先加入部分供氢溶剂，剩余供氢溶剂在反应时加入反应器；或者将全部供氢溶剂一次加入，直接制成反应原料浆。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(4)所述的反应条件为：压力为3.5～6.0MPa，温度为350～400℃，生物质反应时间为15～35min。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化剂用量为生物质原料重量的0.1％～1.0％。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，使用的催化剂以IV～VI周期、IIIB～VIII族元素的油溶性或水溶性化合物为活性物质，以非离子型表面活性剂为助剂，所述催化剂中活性物质占35wt％～55wt％。

10.按照权利要求9所述的方法，其特征在于，所述活性物质选自乙二胺四乙酸络合铁、钼酸铵、钨酸铵、硝酸铁、硝酸镍、硝酸钴、硫酸镍、硫酸钴、硫酸铁和硫酸亚铁中的一种或几种；所述助剂包括烷基多糖苷、聚氧乙烯山梨醇酐油酸酯、聚氧丙烯聚氧乙烯甘油醚中的一种或几种。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的反应器为连续操作的上流式流化反应器，或者为间歇操作的搅拌式蒸馏反应器。

12.按照权利要求11所述的方法，其特征在于，所述的反应器为连续操作的上流式流化反应器，低液固比原料浆和加热后纯供氢溶剂从反应器底部混合进入，反应产物从反应器顶部排出，所述低液固比原料浆的溶剂和生物质的重量比为0.2～1.0。

13.按照权利要求11所述的方法，其特征在于，所述的上流式流化反应器内设置搅拌器、固定式内构件、或者不设置任何内构件，而将反应生成的可燃气全部或部分从反应器底部进料口引入反应器进行气体搅拌。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的供氢溶剂，初始成分为经不完全饱和加氢处理的蒽油。