CN104419436A - 一种使用劣质油的煤直接液化工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种使用劣质油的煤直接液化工艺，包括对劣质油进行净化处理，将净化处理后的劣质油进行减压或常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；煤粉与＞230℃的重油馏分混合成的油煤浆、氢气和催化剂在一级反应器内反应，反应温度为420-460℃，将一级反应产物送入二级反应器的上部，一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，固液组分在二级反应器内向下流动，与向上流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480℃，反应结束后分馏即可。该工艺显著提高了煤直接液化的生产效率，提高了石脑油和柴油产品的品质。适用于大规模煤直接液化工业。

Description

一种使用劣质油的煤直接液化工艺
技术领域
本发明涉及一种将劣质油与煤相混合进行直接液化的工艺，属于煤直接液化技术领域。
背景技术
煤直接液化是使煤在高温高压下催化加氢直接转化为液体燃料的技术，目前世界上已成功开发出了多种煤直接液化工艺，包括德国IGOR工艺、美国H-Coal工艺、日本NEDOL工艺和中国神华工艺。其中，中国神华工艺于2008年建成了6000吨/天的工业示范装置并投入了使用。
通过长期的研究发现，煤在直接液化中首先经历快速热解反应生成大量前沥青烯、沥青烯和一些小分子烃、CO2、CO等气体，随后其中的前沥青烯和沥青烯会继续加氢进一步裂解成小分子烃和气体。但是，由于煤的快速热解反应是以自由基反应为主，热解产生的自由基碎片容易相互碰撞聚合成大分子焦炭，因此现有技术一般将煤直接液化分两级进行，在一级快速热解反应中采用较低的热解温度来控制自由基的生成速率，同时混合适量的活性氢来及时消除生成的自由基碎片。如中国专利文献CN102115674A公开了一种煤液化与石油炼制的组合方法，步骤为1）将煤粉与馏程为150-343℃的石油馏分Ⅰ、液体产物馏分Ⅰ和催化剂混合为油煤浆，油煤浆中煤的固含量为10-50%；2）将油煤浆与氢气一起由底部进入一级反应器，在360-450℃下进行煤热解加氢反应；3）一级反应器流出物、馏程为343-600℃的石油馏分Ⅱ和液体产物馏分Ⅱ混合由底部进入二级反应器，在420-480℃下进行加氢裂解反应；4）二级反应器流出物经分离得到气体、液体产物馏分Ⅰ、液体产物馏分Ⅱ和残渣，部分液体产物馏分Ⅰ循环回一级反应器中，部分液体产物馏分Ⅱ循环回二级反应器中。
上述技术虽然能够有效降低煤快速热解产生的自由基间的碰撞聚合几率，减少焦炭的生成，但是上述煤直接液化工艺的生产效率很低，本领域技术人员一直找不到导致上述工艺生产效率低的原因。
再有，为了方便控制反应的进行，现有技术的两级加氢煤直接液化工艺都是将原料和氢气由一级反应器底部送入，再将一级反应产物和氢气由二级反应器的底部送入，使一级或二级反应器内的气固物料顺流混合反应。虽然引入二级反应器内的一级反应产物中含有一定量不参与反应的小分子烃和CO、CO2等气体，但是现有技术中普遍认为这部分不参与反应的气体在第二反应器内的气含率仅为10-15%，不会影响反应的进行。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术的两级加氢煤直接液化工艺生产效率很低，并且本领域技术人员一直找不到该工艺生产效率低的原因；进而提出一种生产效率高的使用劣质油的煤直接液化工艺。
为解决上述技术问题，本发明提供了一种使用劣质油的煤直接液化工艺，包括如下步骤，
（1）对劣质油进行净化处理，将净化处理后的劣质油进行减压或常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）将煤粉与所述＞230℃的重油馏分混合成油煤浆，所述油煤浆、氢气和催化剂在一级反应器内反应，反应温度为420-460℃，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，固液组分在所述二级反应器内向下流动，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480℃，将反应结束后得到的二级反应产物分馏即可。
所述二级反应器内，所述固液组分向下流动的流速为1-10cm/s。
所述二级反应器内的氢油比600-1000。
所述二级反应器内的氢分压为10-15MPa，反应器内的反应压力为15-20MPa。
在所述一级反应器内，反应压力为15-20MPa，氢分压为10-15MPa。
所述油煤浆的煤粉含量为30-50wt%，所述催化剂的重量为所述煤粉重量的0.1-10.0%，所述煤粉为烟煤和次烟煤中的一种或两种。
步骤（2）中，将所述油煤浆、催化剂和氢气混合、加压并加热后，由底部送入所述一级反应器内；所述二级反应产物中的气相馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，分离出的富氢气体作为步骤（2）和（3）中的氢气使用。
所述劣质油为环烷酸重油、高重金属渣油或高重金属燃料油的一种或几种。
所述二级反应产物中，＜350℃的液体馏分进一步分馏得到石脑油和柴油，3-5wt%的＞540℃的液体馏分外排，其余液体馏分循环回所述一级反应器。
将所述步骤（1）中的＜230℃的轻油馏分和所述二级反应产物中＜350℃的液体馏分混合后，再与H2混合均匀后进入单级或者是两级固定床加氢反应器，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
本发明与现有技术方案相比具有以下有益效果：
（1）本发明所述使用劣质油的煤直接液化工艺，首先对劣质油进行净化处理，净化处理的目的是除去劣质油中含有的固体杂质、水等；然后再对经净化处理后的劣质油进行减压或常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分，以230℃为切割点，是因为在该切割点上的重油馏分中会含有适宜量的轻油馏分，而该部分轻油馏分的存在对重油馏分和煤在后续的直接液化中具有协同促进作用，其能够大大提高煤的转化率。
再有，现有技术中认为将一级反应产物引入二级反应器时，一级反应产物中不参与反应的小分子烃和CO、CO2等气体在二级反应器内的气含率仅为10-15%，不影响二级反应的进行，因此现有技术中不会去排除一级反应物中不参与反应的气体，以简化生产工艺、降低生产成本。而且，为了易于控制反应进行，现有技术中都是将一级反应产物和氢气由二级反应器的底部引入，使气固物料进行顺流混合反应。但是，本申请申请人经大量创造性研究后发现一级反应产物中不参与反应的小分子烃和CO、CO2等气体在二级反应器内的气含率实际高达40%，这样显著减少了二级反应器内的有效反应空间并阻碍了反应物间的传质，因而导致二级反应器中的加氢裂解反应效率明显降低，导致煤直接液化工艺的生产效率降低；基于上述发现，申请人在不额外增加设备的前提下，先将煤于420-460℃下进行快速热解反应，并添加一定量＞230℃的重油馏分进行稀释，以减少所产生的自由基间的碰撞聚合，减少焦炭的产生，然后将生成的一级反应产物送入二级反应器上部，同时保持二级反应器的反应温度为430-480℃，在此条件下，到达二级反应器上部的一级反应产物中的气相组分会由反应器顶部流出，固液相组分会向下流动并与向上流动的氢气在反应器内逆流接触进行裂解反应，通过逆流接触可以把一级反应产物中不继续参与反应的气体在二级反应器内的气含率降低到15%以下，以提高二级反应器内空间的利用率，所生成的产物经分馏精制即得到煤液化产品。该工艺无需另外配备设备对一级反应产物进行处理，在上述工艺条件下一级反应产物进入二级反应器上部后，产物中不参与二级反应的气相组分即由反应器顶部流出，以减少占用二级反应器内的有效空间，从而使二级反应器既起到裂解反应器的作用，又起到气体分离的作用，而且在分离过程中一级反应产物中原有的大部分热量被带入二级反应器继续使用，节约了能量，避免了现有技术中两级加氢煤直接液化工艺的生产效率低，本领域技术人员一直无法提高其生产效率的问题。而且，采用上述工艺能够将一级反应器内生成的气体轻烃及时分离，避免了这部分轻烃在二级反应器内过渡裂解的问题，提高了轻烃产品的收率。
（2）本发明所述使用劣质油的煤直接液化工艺，所述二级反应器内，所述固液组分向下流动的流速为1-10cm/s。上述工艺中，将二级反应器内固液组分向下流动的流速控制在一定范围内，使固液组分能与氢气更充分进行逆流接触，提高反应的收率；同时，将固液组分向下流动的速度控制在一定范围内，能够减少流动的固液组分夹带入气相组分，从而进一步减少了气相组分对二级反应器内有效空间的占用，提高了液化产品的收率。
（3）本发明所述使用劣质油的煤直接液化工艺，所述二级反应器内的氢油比600-1000。所述二级反应器内的氢分压为10-15MPa。所述二级反应器内的反应压力为15-20MPa。在该条件下进行二级加氢反应，可进一步减少一级反应产物中不参与反应的气相组分对二级反应器内有效空间的占用，促进二级反应器内一级反应产物与氢气的逆流接触，从而进一步提高两级加氢煤直接液化工艺的生产效率和最终液化产品的收率。
（4）本发明所述使用劣质油的煤直接液化工艺，进一步地将＜230℃的轻油馏分和二级反应产物中＜350℃的馏分混合进入固定床进行加氢精制，能够进一步提高本发明所述劣质油的转化率，得到产品石脑油和柴油中的硫含量、氮含量大大降低，并且大大提高了柴油中的十六烷值。从而制备得到氢耗低、品质高的液体燃料。
具体实施方式
以下结合实施例进一步阐述本发明的技术内容。
实施例1
（1）在净化处理设备内对环烷酸重油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的环烷酸重油含水量小于0.5wt%；将净化处理后的环烷酸重油进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）烟煤煤粉与＞230℃的重油馏分混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向油煤浆中混合0.03wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入10L的一级反应器内反应，反应压力为15MPa，氢分压为10MPa，反应温度为420℃，体积空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为1-5cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为600，反应压力为15MPa，氢分压为10MPa，反应温度为430℃，体积空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将所述二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣，将二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行冷凝分离，得到气体和轻馏分油。
实施例2
（1）在净化处理设备内对高重金属渣油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的高重金属渣油含水量小于0.5wt%；将净化处理后的高重金属渣油进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）重量比1:1的烟煤煤粉和无烟煤煤粉与＞230℃的重油馏分混合形成总煤粉含量为50wt%的油煤浆，向油煤浆中混合5wt%的ZnCl2/S催化剂（其中ZnCl2为活性组分，S为助剂，S、Zn的原子比为0.5）后与氢气一同送入10L的一级反应器内反应，反应压力为20MPa，氢分压为15MPa，反应温度为460℃，体积空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为6-10cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为1000，反应压力为20MPa，氢分压为15MPa，反应温度为480℃，体积空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将所述二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（4）将二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行冷凝分离，得到气体和轻馏分油；将所述步骤（1）中的＜230℃的轻油馏分和所述步骤（3）中的＜350℃的液体馏分与H2混合，混合均匀后依次进入两级固定床加氢反应器，所述两级固定床加氢反应的条件均为：在温度为230℃、压力为18.0MPa、体积空速为0.5h-1、氢油体积比为500，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：7wt%NiO、20wt%MoO3、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
实施例3
（1）在净化处理设备内对高重金属燃料油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的高重金属燃料油含水量小于0.5wt%；将净化处理后的高重金属燃料油进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）将次烟煤煤粉与＞230℃的重油馏分相混合形成煤粉含量为40wt%的油煤浆，向油煤浆中混合2wt%的铁钼金属催化剂（其中铁、钼的原子比为50）、氢气并加热至100℃后混匀一同由底部送入10L的一级反应器内反应，反应压力为18MPa，氢分压为14MPa，反应温度为440℃，空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为3-7cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为800，反应压力为18MPa，氢分压为14MPa，反应温度为450℃，空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（4）将二级反应产物中的气相馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行冷凝分离，得到气体和轻馏分油；将所述步骤（1）中的＜230℃的轻油馏分和所述步骤（3）中的＜350℃的液体馏分与H2混合，混合均匀后进入单级固定床加氢反应器，步骤（3）中3～5wt%的＞540℃的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；所述固定床加氢反应的条件为：在温度为360℃、压力为15.0MPa、体积空速为1.0h-1、氢油体积比为900，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：7wt%NiO、35wt%CoO、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
实施例4
（1）在净化处理设备内对环烷酸重油进行脱水、除杂的净化处理，经脱水后的环烷酸重油含水量小于0.5wt%；将净化处理后的环烷酸重油进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）将烟煤煤粉、＞230℃的重油馏分相混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向油煤浆中加入5wt%的硫化铁催化剂、氢气混合均匀并加热至170℃后，一同由反应器底部送入10L的一级反应器内反应，反应压力为15MPa，氢分压为14MPa，反应温度为435℃，空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为1-10cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为700，反应压力为15MPa，底部氢分压为15MPa，反应温度为470℃，空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将所述二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（4）将所述二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，得到气体和轻馏分油，其中，得到的富氢气体可回用至一级反应器和二级反应器中作为氢气使用；将所述步骤（1）中＜230℃的轻油馏分和二级反应产物中＜350℃的液体馏分与H2混合，混合均匀后进入单级固定床加氢反应器，所述固定床加氢反应的条件为：在温度为400℃、压力为13.0MPa、体积空速为1.5h-1、氢油体积比为2000，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，其中所述加氢精制催化剂的组成如下：27wt%WO3、10wt%CoO、余量为ZSM-5分子筛，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
实施例5
（1）在净化处理设备内对高重金属燃料油进行脱水、除杂的净化处理，将净化处理后的高重金属燃料油进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）次烟煤煤粉与＞230℃的重油馏分混合形成煤粉含量为45wt%的油煤浆，向油煤浆中混合5wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入10L的一级反应器内反应，反应压力为20MPa，氢分压为18MPa，反应温度为430℃，空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为1-10cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为1000，反应压力为20MPa，底部氢分压为15MPa，反应温度为480℃，空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（4）将＜350℃的液体馏分进一步分馏得到石脑油和柴油，3～5wt%的＞540℃的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器；将所述二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，可得到气体产品和轻馏分油，分离出的富氢气体作为步骤（2）和（3）中的氢气使用。
实施例6
（1）在净化处理设备内对高重金属渣油和环烷酸重油的混合物进行脱水、除杂净化处理，其中，混合物内高重金属渣油和环烷酸重油各占50wt%，经脱水后的油料含水量小于0.5wt%；将净化处理后的油料进行常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分；
（2）＞230℃的重油馏分与烟煤煤粉混合成煤粉含量为40wt%的油煤浆，向油煤浆中混合5wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入10L的一级反应器内反应，反应压力为17MPa，氢分压为15MPa，反应温度为400℃，空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为1-10cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为800，反应压力为17MPa，底部氢分压为14MPa，反应温度为450℃，空速为0.30h-1，反应结束后得到二级反应产物，二级反应产物经分馏得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（4）二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，得到气体产品和轻馏分油，其中，得到的富氢气体可回用至一级反应器和二级反应器中作为氢气使用；将二级反应产物中＜350℃的液体馏分馏出，3～5wt%的＞540℃的液体馏分外排，其余液体馏分循环回一级反应器，其中所述＜350℃的液体馏分经进一步分馏后得到石脑油和柴油产品。
对比例1
采用中国专利文献CN102115674A所提供的煤液化与石油炼制组合方法作为对比例，选用次烟煤煤粉作为煤样，在105℃、高纯氮气的保护下干燥30分钟备用。
在95℃温度下，按照煤粉200g，石油馏分Ⅰ120g，液体产物馏分Ⅰ180g的比例配置油煤浆,其中石油馏分Ⅰ的馏程为150-343℃，来自催化裂化单元，经加氢处理后氢化芳烃含量为60%，液体产物馏分Ⅰ的馏程为180-490℃，加氢处理后氢化芳烃含量为70%。向油油煤浆中加入0.4wt%的活性组分为铁、钼元素的催化剂(其中钼与铁的原子比为0.05),然后与1g的硫磺粉一起置入10L的一级反应器内，通入氢气置换空气后升压，将反应器内压力升到8.5MPa后开始升温并不断搅拌，达到反应温度400℃后恒温30min；之后向第一反应器流出物中加入石油馏分Ⅱ(选自催化裂化单元)70g，液体产物馏分Ⅱ50g并一同送入8L的二级反应器中，升温到反应温度450℃后恒温60min。石油馏分Ⅱ的馏程为343-520℃，产物馏分Ⅱ的馏程为360-550℃。
反应结束后冷却反应器到室温，反应器内压力降为常压时卸出釜内混合物，计量，取样作模拟蒸馏分析，计算各馏分质量。
对比例2
（1）以渣油为原料，其中，渣油的性能如下密度为0.94硫含量为2.1wt%，灰分为0.045wt%，Ni+V为110ppm，采用如下工艺制备液体燃料：预处理除去渣油中的水和机械杂质，与烟煤煤粉混合形成煤粉含量为30wt%的油煤浆，向油煤浆中混合0.03wt%的硫化铁催化剂后与氢气一同送入10L的一级反应器内反应，反应压力为15MPa，氢分压为10MPa，反应温度为420℃，体积空速为0.25h-1，反应结束得到一级反应产物；
（2）将一级反应产物送入8L的二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，一级反应产物中的固液组分向下流动，流速控制为1-5cm/s，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，氢油比为600，反应压力为15MPa，氢分压为10MPa，反应温度为430℃，体积空速为0.25h-1，反应结束后得到二级反应产物；将所述二级反应产物分馏后得到气体馏分、液体馏分和残渣；
（3）将二级反应产物中的气体馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行冷凝分离，得到富氢气体返回一级、二级反应器中使用；液体馏分进入精制系统精制后再分馏，得到石蜡油和柴油。
采用上述技术制备得到的柴油产品的性能如下：密度0.7867g/cm-3、硫含量＜55ppm、氮含量＜50ppm、十六烷值34。煤粉转化率为77.6%。
上述实施例和对比例中所用煤料、环烷酸重油、高重金属渣油或高重金属燃料油的性质见下表1-2。
表1 煤料性质
烟煤煤粉 次烟煤煤粉
水分/wt% 5.1 4.88
灰分/wt% 7.3 8.88
挥发分/wt% 40.31 34.67
硫含量/wt% 0.8 0.58
氮含量/wt% 2.13 1.15
氧含量/wt% 14 11
粒径/um 50 60
表2 环烷酸重油、高重金属渣油或高重金属燃料油的性质
本发明实施例1-6和对比例1工艺中的煤粉转化率、煤粉处理效率和最终得到气体馏分、液体馏分和残渣的收率见下表3。
表3
表3中的结果可以看出，在本发明实施例1-6和对比例1的各气体馏分、液体馏分和残渣收率基本相同，并且本发明实施例1-6和对比例1使用了相同的一级反应器、二级反应器进行两级加氢煤直接液化反应的情况下，实施例1-6的煤粉处理效率相比对比例1提高了一倍，说明采用本发明所述两级加氢煤直接液化工艺能够显著提高生产效率，从而对于煤直接液化工业具有重大意义。
由表3和对比例2可知，实施例1-6的煤粉转化率高于对比例2，说明＞230℃的重油馏分中含有的适量轻油馏分能够促进煤的直接液化。
本发明实施例2-6工艺制备得到的石脑油和柴油产品性质如表4所示。
表4 制备得到的石脑油和柴油的性质
由上述表4和对比例2可知，采用本发明所述方法制备得到的石脑油、柴油的硫含量、氮含量大大降低，柴油的十六烷值也大大提高。
虽然本发明已经通过上述具体实施例对其进行了详细的阐述，但是，本专业普通技术人员应该明白，在此基础上所做出的未超出权利要求保护范围的任何形式和细节的变化，均属于本发明所要保护的范围。

Claims (10)

1.一种使用劣质油的煤直接液化工艺，包括如下步骤，
（1）对劣质油进行净化处理，将净化处理后的劣质油进行减压或常压蒸馏，切割成＜230℃的轻油馏分和＞230℃的重油馏分； 
（2）将煤粉与所述＞230℃的重油馏分混合成油煤浆，所述油煤浆、氢气和催化剂在一级反应器内反应，反应温度为420-460℃，反应结束得到一级反应产物；
（3）将所述一级反应产物送入二级反应器的上部，所述一级反应产物中的气相组分由二级反应器顶部流出，固液组分在所述二级反应器内向下流动，与所述二级反应器内向上流动的氢气逆流接触反应，反应温度为430-480℃，将反应结束后得到的二级反应产物分馏即可。
2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内，所述固液组分向下流动的流速为1-10cm/s。
3.根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内的氢油比600-1000。
4.根据权利要求1-3任一所述的工艺，其特征在于，所述二级反应器内的氢分压为10-15MPa，反应器内的反应压力为15-20MPa。
5.根据权利要求1-4任一所述的工艺，其特征在于，在所述一级反应器内，反应压力为15-20MPa，氢分压为10-15MPa。
6.根据权利要求1-5任一所述的工艺，其特征在于，所述油煤浆的煤粉含量为30-50wt%，所述催化剂的重量为所述煤粉重量的0.1-10.0%，所述煤粉为烟煤和次烟煤中的一种或两种。
7.根据权利要求1-6任一所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中，将所述油煤浆、催化剂和氢气混合、加压并加热后，由底部送入所述一级反应器内；所述二级反应产物中的气相馏分与一级反应产物中的气相组分相混合后进行分离，分离出的富氢气体作为步骤（2）和（3）中的氢气使用。
8.根据权利要求1-7任一所述的工艺，其特征在于，所述劣质油为环烷酸重油、高重金属渣油或高重金属燃料油的一种或几种。
9.根据权利要求1-8任一所述的工艺，其特征在于，所述二级反应产物中，＜350℃的液体馏分进一步分馏得到石脑油和柴油，3-5wt%的＞540℃的液体馏分外排，其余液体馏分循环回所述一级反应器。
10.根据权利要求9所述的工艺，其特征在于，将所述步骤（1）中的＜230℃的轻油馏分和所述二级反应产物中＜350℃的液体馏分混合后，再与H2混合均匀后进入单级或者是两级固定床加氢反应器，在加氢精制催化剂作用下进行加氢精制反应，对加氢精制的产品进行分馏，得到石脑油和柴油。
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