CN108531218A - 耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法 - Google Patents

耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法 Download PDF

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Abstract

耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，特别涉及碳氢料加氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，适用于氢气耗量巨大、常规气体烃产量巨大的煤加氢直接液化反应过程产物R10P的冷高分气CHPS‑V的循环利用过程，冷高分气的处理方法是一级膜分离、一级膜分离尾气通过膨胀机回收压力能成为低压一级膜分离尾气、低压一级膜分离尾气的轻烃水蒸气转化制氢过程CHA转化气处理步骤与煤制氢过程转化气处理步骤至少部分合并的方法，以提高一级膜分离尾气压力能利用率，降低CHA转化气处理步骤的投资、降低能耗。

Description

耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法
技术领域
本发明涉及耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，特别涉及碳氢料加氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，适用于氢气耗量巨大、常规气体烃产量巨大的煤加氢直接液化反应过程产物R10P的冷高分气CHPS-V的循环利用过程，冷高分气的处理方法是一级膜分离、一级膜分离尾气通过膨胀机回收压力能成为低压一级膜分离尾气、低压一级膜分离尾气的轻烃水蒸气转化制氢过程CHA转化气处理步骤与煤制氢过程转化气处理步骤至少部分合并的方法，以提高一级膜分离尾气压力能利用率，降低CHA转化气处理步骤的投资、降低能耗。
背景技术
本发明涉及富氢气烃类气体的氢气提纯、化学法制氢反应过程转化气的合并处理。
低浓度氢气的氢气提纯回收工艺，主要有深冷分离法、膜分离法、变压吸附法(PSA)三种，由于这些工艺的投资远低于新建制氢装置(可低至十分之一)，且操作简单，所以实现了商业化，在合适的工业过程广泛应用。
深冷分离氢气提纯工艺，利用氢气与其它组分的沸点和气液平衡常数的不同，在低温下实现氢气与其它组分的分离。由于氢气的相对挥发度比烃类高，通过部分冷凝形成气液两相物料，液相中富含沸点较高的烃组分，气相中富含在沸点较低的氢气和甲烷，经过几级分离(预冷段、深冷段)后，得到高纯度氢气；通常，预冷段使用外部致冷(大都使用液氨或氟利昂常规制冷剂)，预冷温度在-60～-30℃之间，深冷段需要低温轻烃如甲烷减压节流闪蒸产生的焦耳-汤姆逊致冷效应提供冷量，深冷温度在-160～-70℃之间，因此要求原料气中甲烷含量不能太低，一般要求甲烷含量大于24％，已达到自身致冷平衡，在节流膨胀过程中，还可以利用膨胀机回收能量，起到节能和致冷兼收的效果；同时，将多组分原料气分离为氢气、甲烷、C2 +产品，C2 +产品进一步分离为C2、C3等产品。深冷分离氢气提纯工艺，是最早工业化应用的氢气提纯工艺，在20世纪20年代时其技术已经成熟，1925年德国林德公司开发并投产了世界第一套工业装置(3500Nm3/h)，用于分离焦炉气中的氢气。常用于催化裂化副产气、催化重整副产气、焦化装置副产气、加氢精制排放气、炼厂燃料气的氢气分离，其特点有：
①气源数量范围宽，在数千至数十万标立方/小时范围，工业装置有1180～177000Nm3/h；
②气源压力范围宽，可以低至1.05MPa(表压)；
③多组分分离联产功能，可将气源中的H2、CH4、C2 +清晰分离，用于炼油厂气体分离，乙烯回收率＞95％、氢气回收率＞95％，氢气纯度90～95％；
④特别适合于H2浓度在30～80％、CH4和C2H6含量在40％左右的气源，其氢回收率可达95％，缺点是氢气纯度低仅90～95％；
当气源中CH4和C2H6含量低于20％、H2浓度＞60％时，需要外供冷源，能耗较大；
⑤操作负荷弹性小；
⑥气源需要预处理，脱除H2O、CO2、H2S等；
⑦系统投资大、维护费用高。
膜分离氢气提纯工艺，使用膜分离单元，利用氢气与其它组分在压力下通过渗透膜的传递速度的不同，使高渗透性的氢气富集于膜的渗透侧，低渗透性的杂质富集于非渗透侧，可使提浓后的氢气体积分数、回收率分别达到99％体积、95％体积。1979年Monsanto在Louisiana建立了世界第一套合成氨释放气分离回收H2的膜分离装置。膜分离氢气提纯工艺，其特点有：
①产品氢气纯度较低，难以高于97％，如需进一步提浓，需要使用PSA过程；
利用原料气中的氢气的压力能进行分离，适用于作压力较高的气源；在石油炼制工厂和石油化工厂，广泛应用于加氢装置如柴油加氢装置、蜡油加氢裂化装置、渣油加氢脱硫装置的冷高压分离器的废氢排放气的提纯回收，回收的高纯度氢气用作循环氢气；
②气源数量范围较窄，适宜流量通常低于数万标立方/小时，流量过大时，膜分离管面积太大、投资大，气源压力能损失太大，不经济；
③利用原料气中的氢气的压力能进行分离，氢气组分的压降能损失大，回收的氢气的循环使用过程需要压缩升压即补偿已经损失的压力能，适合于其压力能难以回收的气量较小的气源；
④通常，H2对CO2、H2S的分离系数极低，H2对CO、O2的分离系数较低，因此，难以从气源中分离CO2、H2S、较难以从气源中分离CO、O2；
⑤分离膜，被H2S、重烃、固体粉尘等污染后会缩短使用寿命，膜组件维修困难，因此，其操作条件苛刻，需要对气源进行严格的净化处理，如脱尘、脱烃液、脱H2S等步骤；
膜分离要求进料气为干气而不是湿气或饱和气，膜表面产生凝液会严重降低分离效果，一般要求气体温度高于露点11℃但是不超过75℃；
⑥膜分离装置，操作方便；
⑦膜分离装置，占地面积小。
PSA变压吸附分离氢气提纯工艺，使用变压吸附剂，利用变压吸附原理，将气源中低浓度的氢气与其它组分分离提纯。利用氢气与其它组分在压力下通过渗透膜的传递速度的不同，使高渗透性的氢气富集于膜的渗透侧，低渗透性的杂质富集于非渗透侧，可使提浓后的氢气体积分数、回收率分别达到99％体积、95％体积。1964年联碳公司开发成功，1966年工业运行，1976年联碳公司开发成功多床PSA工艺。PSA变压吸附分离氢气提纯工艺，其特点有：
①氢气产品氢气纯度高，可达99.9～99.9999％；杂质CO、CO2浓度可＜10PPm；
②氢气回收率较高，可达83～95％；
③气源数量范围宽，在数百至数十万标立方/小时范围；
④应用广泛，商业化处理的气源有蒸汽转化气、乙烯排放气、催化重整排放气、氯气工厂排放气、氨裂解气排放气、冷箱H2-CO气、苯乙烯排放气、丁二烯排放气、、氨释放气、石油化工厂其它富氢气排放气、焦炉气、部分氧化转化气、甲醇释放气；
在石油炼制工厂和石油化工厂，广泛应用于加氢装置如柴油加氢装置、蜡油加氢裂化装置、渣油加氢脱硫装置的冷高压分离器的废氢排放气、低压分离气的提纯回收，回收的高纯度氢气用作循环氢气；
⑤操作负荷弹性大；
⑥根据需要气源进行预处理，脱除H2O、H2S等；
⑦维护费用低。
本发明涉及富氢气气源的氢气提纯过程的压力能的利用效率问题。
对于一定数量的理想气体，其压缩过程的能耗被压缩机入口温度、压缩过程压缩比(压缩过程出口压力对入口压力的比值)所决定，当然压缩机机械系统工作要求的限定也必须遵守，在压缩机入口温度一定的条件下，其压缩过程的能耗被压缩过程压缩比所决定，比如绝对压力从0.1MPa压缩至0.2MPa、绝对压力从1.0MPa压缩至2.0MPa、绝对压力从10.0MPa压缩至20.0MPa的三个压比相等的过程的功耗是相等的。
对于一定数量的理想气体，其膨胀过程的释放能被膨胀机入口温度、膨胀过程膨胀比(膨胀过程入口压力对出口压力的比值)所决定，当然膨胀机机械系统工作要求的限定也必须遵守，在膨胀机入口温度一定的条件下，其膨胀过程的能耗被膨胀过程膨胀比所决定，比如绝对压力从20.0MPa膨胀至10.0MPa、绝对压力从2.0MPa膨胀至1.0MPa、绝对压力从0.2MPa膨胀至0.1MPa的三个膨胀比相等的过程的释放能是相等的。
由于膜分离提氢过程的推动力是压差，因此可以看出绝对压力从20.0MPa降低至10.0MPa的压力比值为2但是其压差高达10.0MPa，与绝对压力从2.0MPa膨胀至1.0MPa的压力比为2但是其压差仅仅1.0MPa相比，定量的组成为CS1的高压富氢气气体的高压阶段的膜分离氢气提纯工艺的经济性远高于定量的组成为CS1的低压富氢气气体的低压阶段的膜分离氢气提纯工艺的经济性。
如果说一定量的热能，其温度越高，能级越高；那么，也可以说，一定量的压缩能，其压力越高，能级越高。
以下结合中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的煤加氢直接液化反应过程R10的冷高分气提纯方法来说明本发明。
中国神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置CTL使用的冷高分气氢气提纯过程，不宜使用深冷提纯氢气工艺，因为经济地煤加氢直接液化装置不允许反应过程的气相中含有过高的甲烷、乙烷，通常反应过程的气相中甲烷、乙烷的体积浓度不允许高于10％，通常冷高分气中的CH4和C2H6含量低于10％、H2浓度＞70％，此时，如果使用深冷提纯氢气工艺，需要外供大量冷源，能耗太大、不经济。
中国神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置CTL使用的冷高分气氢气提纯过程，不宜直接使用PSA氢气提纯工艺，因为数量巨大的冷高分气会使用数量太多的高压设备从而导致设备费用剧烈增加，不经济。
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，其循环氢气提纯方法采用的是常规的冷高分气一级膜分离和一级膜分离尾气二级膜分离组成的二段膜分离方法，但是因为煤加氢直接液化反应过程R10生成的常规气体烃C1～C4和难溶于水的杂质气体如CO、CO2、N2的产率总量，是常规的石油渣油加氢脱硫过程的常规气体烃C1～C4产率总量的10至30倍甚至更多，因此，煤加氢直接液化装置冷高分气的氢气提纯过程的能耗与回收率、选择性，与石油渣油加氢脱硫过程冷高分气的氢气提纯过程的能耗与回收率、选择性，表现出巨大的差异，也因此规定了煤加氢直接液化装置冷高分气的氢气提纯过程的特殊性。
《石油和化工设备》的2013年第16卷记载了“神华煤直接液化装置膜分离系统优化方案”一文，分析其膜分离系统优化后运行数据对比表得到表1至表5数据，表1至表5为膜分离系统优化后运行数据对比表01至05，从表1至表5所列膜分离系统优化后设计数据和运行数据对比可以看出，二级膜分离过程具有以下特点：
①进料气中非氢气组分浓度高达50％以上，且含有数量较多的较大分子量的烃，二级膜分离过程分离选择性差，二级渗透氢气的气体组成与冷高分气的气体组成的提纯性变化很小，是一种无效提纯过程；
②进料气数量大(因为煤加氢直接液化反应过程R10生成的难溶性气体数量大)、降压过程压比巨大(压力由17.7MPa深度降压至2.22～2.9MPa，压比为7.97～6.10)，故压力能损失巨大。
表1膜分离系统优化后运行数据对比表01
表2膜分离系统优化后运行数据对比表02
表3膜分离系统优化后运行数据对比表03
表4膜分离系统优化后运行数据对比表04
表5膜分离系统优化后运行数据对比表05
由于煤加氢直接液化反应过程R10生成的难溶性气体数量大这一事实难以回避，所以上述的一级膜分离尾气二级膜分离过程的分离选择性差就是一种必然结果，那么一级膜分离尾气在二级膜分离过程存在的压力能损失就没有价值，但是一级膜分离尾气需要经历一个降压过程在较低的压力(通常低于5.0MPa)下进行氢气回收(PSA氢气提纯工艺和或轻烃水蒸气转化制氢工艺)，从经济的角度就应该使用膨胀机回收这些压力能。
当然，为了净化或脱出膨胀机进料气体中的液体烃、H2S等，可以安排油品吸收过程、脱H2S过程、水洗过程等，这些过程也有脱出气体中固体颗粒的作用，这些固体颗粒可能是煤液化半焦、灰分、催化剂颗粒、重油热缩合焦炭等。
一级膜分离尾气进入二级膜分离过程之前的油品吸收过程，其吸收油可以是组分合适的任意一种烃液，比如可以是馏分油如汽油、柴油及其混合油，可以是煤加氢直接液化产物分馏过程的馏分油，可以是溶剂油加氢稳定反应产物的分馏过程的馏分油，可以是煤加氢直接液化产物分馏过程的馏分油的加氢提质反应产物的分馏过程的馏分油，可以是溶剂油加氢稳定反应产物的分馏过程的馏分油的加氢提质反应产物的分馏过程的馏分油。
一级膜分离尾气进入二级膜分离过程之前的油品吸收过程，其吸收油可以是煤加氢直接液化过程的配套过程即溶剂油加氢稳定反应产物的高压油品比如溶剂油加氢稳定反应产物的冷高分油、热高分油的冷却油等，可以利用其常规气体烃数量少的优点，可以利用其压力能、降低能耗。
为了提高膨胀机输出功，可以将膨胀机进料气通过换热器的方法升温，可以对膨胀机进料气升温，可以对2级或多级膨胀机的各级进料气升温。
碳氢料加氢过程冷高分气的一级膜分离与一级膜分离尾气膨胀机使用方法，适用于大型煤加氢直接液化反应过程R10，R10富产常规气体烃C1～C4和难溶于水的杂质气体如CO、CO2、N2以及易溶于水组分H2O、H2S、NH3、HCL，故冷高分气含有大量常规气体烃C1～C4以及CO、CO2、N2，煤加氢直接液化反应过程R10的热高分气的降温、水洗过程WS可以脱除H2O、H2S、NH3、HCL，冷高分气的一级膜分离尾气经膨胀机回收能量降压后，进入操作压力衔接的高效脱非氢组分过程如PSA提纯过程和或轻烃水蒸气转化过程之中排出或转化非氢气组分，获得高纯度氢气循环使用。
本发明，具有低能耗、高选择性、可将部分反应产物热量转化为电力、系统使用寿命长维修费用低的优点；冷高分气可进行油洗、水洗、脱H2S、预热等预处理过程，煤加氢直接液化反应过程R10的热高分气的水洗涤过程可使用氨水洗涤液。
提浓氢气的进入加氢反应过程R10的压缩增压过程使用的压缩机，可以独立设置，可以与一级膜分离尾气的膨胀机组成联合机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气膨胀机、电动机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气膨胀机、发电机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气膨胀机、电动发电机组成的三机组。
对于100万吨/年煤加氢直接液化反应过程的循环氢的提浓过程，优点在于：按照表3所列设计值，流量为62986.6Nm3/h的一级膜分离尾气膨胀机，压力由17.7MPa膨胀到2.9MPa可以回收的电力见表6：
表6几种一级膜分离尾气膨胀机运行方案
本发明关心的问题是，如何最大限度提高物料压力能的利用率或者说如何最大限度降低物料压力能的损耗，由于工程投资的增加仅是一次增加而工艺导致的压缩能的增加则是长期累积性的，
对于大型煤加氢直接液化反应过程这种常规气体烃C1～C4和CO产量巨大的过程其冷高分气，实际上应该被视为显态氢气(分子氢气)、隐态氢气(烃气和CO)的混合物，由于隐态氢气数量巨大，该冷高分气通常不能直接用作循环氢气，该冷高分气的高压态利用变现为一次通过流程；然而，该冷高分气含有数量巨大的分子氢气必须回收，也就是说该冷高分气的循环利用过程必然包含氢气提纯过程，由于前述各种原因，该冷高分气的第一个合理的氢气提纯过程是膜分离过程。由于冷高分气含有数量巨大的隐态氢气(烃气和CO)分子，因此膜分离尾气具有尾气数量巨大、携带氢气数量巨大的特点，基于过程经济性的考虑，必须回收膜分离尾气中的氢气。
回收膜分离尾气中氢气的方法有以下几种：
①PSA提纯氢气过程，PSA尾气具有尾气数量巨大、携带氢气数量巨大的特点，这些PSA尾气用作燃料气，会导致大量氢气被低价值利用；
②PSA提纯氢气过程，PSA尾气具有尾气数量巨大、携带氢气数量巨大的特点；
第一路PSA尾气用作燃料气，会导致一定数量的氢气被低价值利用；
第二路PSA尾气经多级压缩增压后，经轻烃水蒸气转化制氢过程转化、转化气处理后提纯得到氢气，转化气的处理过程复杂，需要消耗大量压缩功、需要增加压缩机投资；
③膜分离尾气经过净化处理后，经过部分氧化法轻烃水蒸气转化制氢、转化气处理后提纯得到氢气，转化气的处理过程复杂，该方法因为将大量氢气带入了轻烃水蒸气转化制氢过程，因而降低了制氢转化反应过程的选择性，增加了投资，但是避免了大量压缩功、省去了压缩过程投资。
本发明认为，上述常规方案均存在明显缺点，不能同时实现低工程投资、低能耗的要求。
对于需要设置燃料气制备系统的工厂而言，如果说膜分离尾气采用PSA提纯氢气过程，部分PSA尾气用作燃料气，可以省去一套燃料气制备系统如煤气化制备燃料气系统，这是一种优化全厂总流程的优点，然而用富含氢气的烃气作为燃料气仍然存在高价值气体被低价值利用的缺点。
随着焦油收率高、热解煤气含氢气浓度低的粉煤提升管流化床热解工艺CN105602593A、CN105694933A的出现，上述局面将被彻底改变。表7为粉煤提升管流化床热解工艺典型煤气组成，可以看出是氢气含量很低的高纯度煤气，这是粉煤快速中温热解的共同特点，因为热解时间段，所以氢气产量低，氢元素更多地保留在热解焦油中形成了热解焦油收率高的特点，而热解半焦则是优良的气化制氢原料。这样冷高分气的膜分离尾气中的全部带压显态氢气(分子氢气)、隐态氢气(烃气和CO)的最佳用途应该是脱除杂质后制备氢气。
表7粉煤提升管流化床热解工艺煤气组成
序号 组分 体积浓度
1 CH4 33.357
2 C2H6 9.436
3 C2H4 2.441
4 C3H8 3.274
5 C3H6 2.929
6 C4H10 0.883
7 C4H8 1.915
8 C5H12 0.414
9 H2 7.805
10 CO2 19.297
11 CO 15.749
12 N2 2.450
13 O2 0.049
合计 100.000
CN105602593A、CN105694933A方法，其基本原理可以看作是在一定程度上将石油工业蜡油或渣油流态化催化裂化领域的反应再生系统技术的移植应用。在渣油流态化催化裂化的反应再生系统中，单程通过的原料是雾化的渣油、其产品是气态裂解油气，循环加工的物料是粉状固体催化剂，排出提升管催化热裂化反应器的催化剂为结焦后催化剂固体，结焦后催化剂经过沉降器内布置的旋风分离系统完成脱气、然后进入烧炭器或再生器进行烧炭再生，高温态的再生后催化剂粉料作为固体热载体和催化剂返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与雾化的渣油混合接触进行流态化催化裂化反应，再生器产生的至少一部分热量被返回提升管催化热裂化反应器的再生后热态催化剂载入提升管催化热裂化反应器充当热裂化过程的热源。渣油流态化催化裂化的反应再生系统，已有超过50年的成功运转历史，其大型化单系列装置加工渣油量可达400～800万吨/年，催化剂循环量可达2000～4000万吨/年即2500～5000吨/时。与蜡油或渣油流态化催化裂化的反应再生系统相比，CN105602593A、CN105694933A方法，采用类似的提升管反应器进行粉煤热解反应，采用类似的旋风分离系统(布置于沉降器内)完成粉煤热解反应产物的气固分离，采用类似的烧炭器进行粉焦贫氧燃烧，烧炭器产生的热半焦的一部分作为固体热载体进入提升管反应器向煤热解反应过程供热并形成循环系统，多余的半焦排出系统和或氧化燃烧释放热量。在CN105602593A、CN105694933A所述系统中，单程通过的原料是新鲜固体粉煤，其热解产品是气态煤气和固体半焦，循环加工的物料是固体半焦(热解反应一次半焦产物或半焦循环料)，高温态的固体氧化半焦作为固体热载体返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与新鲜煤粉混合接触进行流态化热解反应。从上述对比可以看出，二种技术的热解反应器、热解产物气固分离系统、热解固体产物沉降器、循环固体料烧炭器，其相同流程位置的气固流体的流动方式基本相同。由于二者上述的相似性，CN105602593A、CN105694933A方法，极大地简化了系统的结构和操作，极大地提高了系统的安全性，是深具大型工业化潜力的技术方法。
本发明的基本设想是：耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，特别涉及碳氢料加氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，适用于氢气耗量巨大、常规气体烃产量巨大的煤加氢直接液化反应过程产物R10P的冷高分气CHPS-V的循环利用过程，冷高分气的处理方法是一级膜分离、一级膜分离尾气通过膨胀机回收压力能成为低压一级膜分离尾气、低压一级膜分离尾气的轻烃水蒸气转化制氢过程CHA转化气处理步骤与煤制氢过程转化气处理步骤至少部分合并的方法，以提高一级膜分离尾气压力能利用率，降低CHA转化气处理步骤的投资、降低能耗。
本发明所述含碳固体料制氢，指的是制氢原料为含碳的固体料如煤、半焦、焦炭等。
本发明提出的耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，类似的技术未见报道，本发明具有巨大的经济价值。
本发明，可以与其它方法构成组合工艺。
因此，本发明第一目的是提出耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，冷高分气的压力条件、显态氢气(分子氢气)、隐态氢气(烃气和CO)均被高效利用，是一种总体氢气循环过程压力能损失率低、氢气损失率低、投资节省的经济性方法。
本发明第二目的是提出耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，是一种全厂总流程优化方案，粉煤热解过程所得煤气用作煤加氢直接液化过程的燃料气，粉煤热解过程所得焦油进入煤粉加氢直接液化过程共炼，粉煤热解过程所得半焦制备氢气供煤粉加氢直接液化过程使用，煤加氢直接液化过程的冷高分气的处理方法是一级膜分离、一级膜分离尾气通过膨胀机回收压力能成为低压一级膜分离尾气、低压一级膜分离尾气的轻烃水蒸气转化制氢过程CHA转化气处理步骤与煤制氢过程转化气处理步骤至少部分合并的方法。
发明内容
本发明耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加氢过程R10，碳氢料R10F发生第一反应R10R转化为第一加氢产物R10P，第一反应R10R包括热裂化反应和加氢反应，第一反应R10R包括产生常规气体烃的反应和可能的产生CO的反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
(3)在一级膜分离过程FS，碳氢料R10F的冷高分气CHPS-V分离为一级渗透氢气FS-PV和一级膜分离尾气FS-KV；一级渗透氢气FS-PV的氢气体积浓度高于冷高分气的氢气体积浓度；
至少一部分一级渗透氢气FS-PV进入加氢过程使用；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于低压一级膜分离尾气EM-PV的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P；
(6)在含碳固体料气化制合成气过程TR01，含碳固体料气化得到含H2和或CO的合成气TR01-P；
(7)在联合后处理步骤7U，来自制氢过程TR02的转化气TR02-P的后处理步骤，与来自含碳固体料气化制合成气过程TR01的合成气TR01-P的后处理步骤，至少部分合并进行并得到高纯度氢气7U-H2，工作方式选自下列步骤中的1个或几个：
①转化气TR02-P的热量回收步骤与合成气TR01-P的热量回收步骤，合并进行；
②转化气TR02-P的降温气与合成气TR01-P的降温气，合并进行CO变换过程；
③转化气TR02-P的CO变换气与合成气TR01-P的CO变换气，合并进行变换气的降温和气液分离步骤；
④转化气TR02-P的CO变换气的脱液常温气与合成气TR01-P的CO变换气的脱液常温气，合并进行氢气提纯步骤；
(8)至少一部分来自联合后处理步骤7U的高纯度氢气7U-H2，进入加氢过程R10用作新鲜氢气。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV。
本发明，通常，①在加氢过程R10，在氢气和可能存在的第一加氢催化剂R10C存在条件下，碳氢原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和可能含固体的第一加氢产物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢和或加氢热裂化的功能；
可能存在的第一加氢催化剂R10C，总体具有加氢和或加氢热裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢热裂化反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
在热高压分离过程THPS，第一加氢产物R10P完成气液分离，得到可能含有固体的热高分液料THPS-L和热高分气气体THPS-V；热高压分离过程THPS，可能使用气体氢气THPS-HG与来自第一加氢产物R10P的液体物料接触脱除液相中的至少一部分低沸点组分；至少一部分热高分液料THPS-L用作带压料F1；
在冷高压分离过程CHPS，基于热高分气气体THPS-V的物流完成气液分离，得到冷高分液料CHPS-L和冷高分气气体CHPS-V；
至少一部分冷高分气气体CHPS-V进入一级膜分离过程FS。
本发明，通常，碳氢料R10F可以选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；煤液化工艺选自使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑥乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑩其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，通常，第一加氢反应过程R10，选自下列加氢反应过程的一种或几种：
①煤加氢直接液化制油过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油的使用上流式膨胀床的加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油砂基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用上流式膨胀床的加氢过程。
本发明，碳氢料R10F的加氢过程R10，产生的C1～C2和CO的重量产率：通常为为2.0～11.0％、一般为5.0～9.0％。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为8.0～30.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/30～2/3。
本发明，一般，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为12.0～20.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/20～1/3。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作温度TA为70.0～370.0℃，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作温度TB为10.0～250.0℃。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过下列过程的1个或几个：
①油洗脱重烃降低分子量的过程；
②水洗脱极性组分的过程；
③脱H2S的过程；
④预热升温过程。
本发明，通常，(1)碳氢料R10F的加氢过程R10为煤加氢直接液化反应过程；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过油洗脱重烃降低分子量的过程，洗涤油为加氢过程R10的配套溶剂油加氢稳定反应过程的产物的分离物冷高分油或热高分油的冷却油。
本发明，可以，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
低压一级膜分离尾气EM-PV进入轻烃水蒸气转化制氢过程TR02之前，经过油洗脱碳三烃过程成为脱碳三干气EM-PV-DHC；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于脱碳三干气EM-PV-DHC的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P。
本发明进行加氢过程R10的煤加氢直接液化过程，与粉煤热解过程RJ组成联合过程；
粉煤热解过程RJ所得煤气用作煤加氢直接液化工厂的燃料气，粉煤热解过程RJ所得焦油或其馏分油进入煤粉加氢直接液化过程R10共炼，粉煤热解过程RJ所得半焦进入含碳固体料气化制合成气过程TR01制取合成气TR01-P。
附图说明
图1是本发明耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法的原则流程示意图，包含煤加氢直接液化反应过程R10、液化产物冷高分气膜分离过程FS、FS渗透氢气循环压缩升压部分3CE、FS膜分离尾气膨胀过程4EM、膨胀机尾气预处理部分PS、膨胀尾气预处理气的水蒸气转化制氢部分TR02、含碳固体料如半焦和或煤的制氢部分TR01、联合后处理部分7U、氢气压缩升压部分10CE以及可能存在的粉煤热解部分RJ。
如图1所示，油煤浆R10F经管道111进入煤加氢直接液化反应过程R10，膜分离渗透氢气循环气FSRH经管道135进入煤加氢直接液化反应过程R10，高压新氢HP-H2经管道1010进入煤加氢直接液化反应过程R10；煤加氢直接液化反应R10P经过热高压分离过程THPS分离为热高分油THPS-L和热高分气THPS-V，基于热高分气THPS-V的物流进入冷高压分离过程CHPS分离为冷高分油CHPS-L和冷高分气CHPS-V。
如图1所示，冷高分气CHPS-V经管道121排出输送至冷高分气膜分离过程FS，分离为渗透氢气PS-PV和渗透尾气FS-KV。
如图1所示，渗透氢气FS-PV经管道131进入渗透氢气循环压缩升压部分3CE，升压后成为膜分离渗透氢气循环气FSRH，经管道135返回煤加氢直接液化反应过程R10。
如图1所示，渗透尾气FS-KV经管道141进入膨胀机降压做功部分4EM，降压后成为膨胀机尾气EM-PV。
如图1所示，膨胀机尾气EM-PV经管道151进入膨胀机尾气预处理部分PS，经过必要的脱杂质过程(或杂质转化过程)，成为合格的轻烃水蒸气转化制氢原料气，经管道161进入水蒸气转化制氢部分TR02。
如图1所示，在水蒸气转化制氢部分TR02，经管道161输入的含氢气烃气、经管道163输入的其它反应原料如水蒸气、氧气等物料，完成轻烃水蒸气转化制氢反应得到转化气TR02-P经管道165输入到联合后处理部分7U。
如图1所示，在含碳固体料制氢部分TR01，经管道181输入的含碳固体料8FM如煤，经管道197输入的含碳固体料如半焦RJ-S，经管道182输入的气化剂GF8如氧气、水蒸气、CO2等物料，完成固体料气化制合成气组分(氢气和或CO)反应得到转化气TR01-P经管道185输入到联合后处理部分7U。
如图1所示，在联合后处理部分7U，转化气TR02-P与转化气TR01-P的至少一部分后处理步骤联合，最后得到高纯度氢气7U-H2供煤加氢直接液化反应过程使用，联合后处理部分7U通常经管道175排出非纯氢气物流X7P，根据具体的工艺非纯氢气物流X7P可以是富CO2气体或PSA变压吸附尾气等。
如图1所示，高纯度氢气7U-H2经管道179进入新氢压缩升压部分10CE，升压后成为高压新氢HP-H2，经管道1010进入煤加氢直接液化反应过程R10，氢气HP-H2通常包含以下部分氢气：
①膜分离渗透尾气FS-KV中的显态氢气(分子氢气)的回收氢气，这些氢气实质上是循环氢气；
②膜分离渗透尾气FS-KV中的隐态氢气(烃气、CO)的水蒸气转化制取氢气的回收氢气；
③膜分离渗透尾气FS-KV中的隐态氢气(CO)的水蒸气变换制取氢气的回收氢气；
④含碳固体料制氢部分TR01的中的显态氢气(分子氢气)的回收氢气；
⑤含碳固体料制氢部分TR01的中的隐态氢气(CO)的水蒸气变换制取氢气的回收氢气。
如图1所示，在可能存在的粉煤热解部分RJ，经管道191输入的粉煤9FM热解得到经管道195输送的热解煤气RJ-V、经管道196输送的焦油或焦油馏分油RJ-L、经管道197输送的热解半焦RJ-S。正是由于热解煤气RJ-V可以提供煤加氢直接液化过程使用的燃料气，所以煤加氢直接液化过程产生的氢元素含量更高的冷高分气膜分离尾气FS-KV，脱出杂质后进入水蒸气转化制氢部分TR02，以期最大限度的利用膜分离尾气FS-KV制取氢气。
如图1所示，冷高分气的压力能利用率最高，冷高分气的总体氢气循环过程压缩能耗最低。
如图1所示，联合后处理部分7U，简化了转化气TR02-P的后处理过程，可以降低投资、简化操作与管理。
关于含碳固体料制氢部分TR01，可以采用任意一种合适的含碳固体料或含碳氢固体料的气化制氢工艺，记载这类技术的第一个文献见：①出版物名称：《合成气工艺技术与设计手册》；②检索用图书编码：ISBN编码：7-5025-3391-5；③主编刘镜远，副主编车维新；④出版社：化学工业出版社；记载这类技术的第二个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，528页至612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。
所述含碳固体料，可以是含碳氢固体料，可以是煤、半焦等。
含碳固体料制氢部分TR01，指的是至少包含含碳固体料气化制合成气的转化部分，含碳固体料气化制合成气的转化工艺，可以是任意一种合适的工艺。
已知的含碳固体料气化制合成气的转化工艺，有粉煤气流床气化技术如加压水煤浆气化技术、干煤粉气化技术，有流化床气化技术、灰熔聚流化床气化技术、熔融床汽化炉技术、固定层变压煤气化技术、两段汽化炉技术、常压固定层气化技术、碎煤移动床加压气化技术等工艺。
为了回收膜分离尾气FS-KV的压力能，含碳固体料制氢部分TR01的操作压力不宜太低，通常高于1.0MPa、一般高于2.0MPa、宜为2.0～12.0MPa、可为2.0～5.0MPa。
当水蒸气转化制氢部分TR02得到转化气TR02-P的后处理过程，与含碳固体料制氢部分TR01所得转化气TR01-P的后处理过程，在联合后处理部分7U高度联合加工时，其独立的操作步骤很少，这时，水蒸气转化制氢部分TR02操作压力越高，就更加有利于提高回收膜分离尾气FS-KV的压力能。
联合后处理部分7U，可以联合任意合适的处理步骤，如合成气或转化气的热量回收步骤、CO变换制氢气步骤、变换气净化步骤、氢气提纯步骤。
在联合后处理部分7U，合成气或转化气的热量回收步骤，可以使用任意合适的方法，通常使用水蒸汽发生器。
在联合后处理部分7U，CO变换制氢气步骤，可以使用任意合适的方法，如高水气比耐硫变换工艺、低水气比耐硫变换工艺、低串中水气比变换工艺等。
在联合后处理部分7U，合成气净化步骤或变换气净化步骤，通常指的是脱除合成气中CO2、H2S、COS等酸性气的步骤，可以使用任意合适的方法，如MDEA法、NHD法、低温甲醇洗工艺等。
在联合后处理部分7U，氢气提纯步骤，可以使用任意合适的方法，如变温吸附TSA法、变压吸附PSA法、膜分离法、深冷分离法等。
膨胀机尾气EM-PV的水蒸气转化制氢部分TR02，可以使用任意合适的方法；水当膨胀机尾气EM-PV中的氢气体积浓度小于50％时，可以采用《合成气工艺技术与设计手册》的第二篇“以气态烃为原料制合成气的蒸汽转化法”，包括一段转化法、两段转化法、天然气换热转化新工艺、自热转化法等；当膨胀机尾气EM-PV中的氢气体积浓度大于50％时，可以采用《合成气工艺技术与设计手册》第七章的“以焦炉气为原料部分氧化法制合成气工艺”，该文献见：①出版物名称：《合成气工艺技术与设计手册》；②检索用图书编码：ISBN编码：7-5025-3391-5；③主编刘镜远，副主编车维新；④出版社：化学工业出版社。当然，由于膨胀机尾气EM-PV远比焦炉气干净(指的是固体含量极少)，其工艺流程相对简单。
膨胀机尾气EM-PV的水蒸气转化制氢部分TR02，可以是如下流程：
①膨胀机尾气EM-PV经过油吸收脱C3过程成为脱油干气Q001，脱出丙烯、丙烷及其更高沸点的组分；
②脱油干气Q001经过脱硫化氢过程(当脱油干气Q001硫化氢指标满足要求时，可不设此步骤)成为脱硫气体Q002，使气体中硫化氢含量低于指标值；
③脱硫气体Q002，经过过滤器脱除液体成为脱液气体Q003；
④脱液气体Q003换热升温(比如升温至400℃，可以使用加热炉)后进入铁钼转化器将烯烃饱和并将有机硫转化为H2S，成为反应生成气Q004；
⑤反应生成气Q004进入脱硫槽，将总硫降低至指标值(比如20毫克/标准立方米)之下，成为脱硫气Q005；
⑥向脱硫气Q005中加入水蒸气，调整水蒸气与脱硫气Q005的水蒸气/脱硫气Q005的分子比至合适值如0.8～1.5，成为湿气Q006；
⑦向湿气Q006中通入纯氧气，在转化炉内，在有催化剂存在条件下，湿气Q006进行部分氧化反应，CH4体积浓度最好降低到0.5～1％以下，成为转化气Q007；通常部分氧化反应出口温度可达950～1000℃；
⑧转化炉排出的转化气Q007，可以进入联合后处理部分7U。
转化气Q007，在联合后处理部分7U，通常进行以下步骤，这些步骤与含碳固体料制氢部分TR01所得转化气TR01-P的后续处理步骤，通常是相同的，其中的1个或2个或全部步骤可以联合进行：
①转化气Q007喷水增湿步骤，向转化气Q007喷入冷凝水增湿降温使水汽比复合变换要求，成为变换原料气Q008；
②变换原料气Q008进入废热回收器如蒸汽发生器生产蒸汽供轻烃水蒸气转化制氢过程使用，成为降温变换原料气Q009，降温变换原料气Q009温度可为350～390℃；
③降温变换原料气Q009进入中温变换步骤，完成CO变换反应成为变换生成气Q010；
④变换生成气Q010，通过降温、脱水步骤，将温度降低至常温如40℃并完成气液分离，得到粗氢气Q011；
⑤粗氢气Q011，经过氢气提纯步骤得到纯氢气Q011，纯氢气Q011的组成需要满足其用点即煤加氢直接液化反应过程R10的要求，纯氢气Q011的杂质CO+CO2的总体积浓度：通常低于20～50PPm、一般低于20PPm，纯氢气Q011的氢气体积纯度：通常高于99％、一般高于99.9％。
对于煤加氢直接液化反应过程而言，其常规气体烃产物的产量存在较大波动而不是绝对稳定的，因此膨胀机尾气EM-PV中的氢气、烃气的浓度处于波动之中，并且较渣油加氢脱硫过程的冷高分气的膜分离尾气的波动比率大得多，单独的膨胀机尾气EM-PV的制氢加工过程的不稳定度较大，其系统能力的余量必须较大，这样导致操作波动大、设备投资大，而本发明，利用氢气产量庞大的煤气化制合成气的后部系统(热量回收、CO变换、变换气脱液、氢气提纯等步骤)，吸收了膜分离尾气的水蒸气转化生成气的后部系统(热量回收、CO变换、变换气脱液、氢气提纯等步骤)的波动，利于降低投资、稳定操作。
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H2O、H2S、NH3、HCL、CO、CO2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，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。
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，指的是在煤加氢直接制油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，是煤加氢直接液化过程使用的供氢溶剂油的理想组分。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：
以下描述煤加氢直接液化过程。
本发明所述煤加氢直接液化过程，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、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：
①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法l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；
②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；
③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；
④中国神华集团煤直接液化方法；
⑤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。
煤加氢直接液化过程中，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200～530℃、多数为200～450℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，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。
本发明所述煤加氢直接液化过程，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、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。
本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢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。
在煤加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢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加氢直接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。
在煤加氢直接液化反应过程中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的快速加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上是一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒吸附粘度大的胶质、沥青质分子MK，并使MK与固体催化剂表面的活性氢接触，从而抑制其热缩；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物SH-Z的复原催化剂，固体催化剂颗粒吸附SH-Z，并使SH-Z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物SH-Z的复原速度；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢直接液化反应过程中，从一定意义上讲，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程R10中，由于供氢溶剂DS的作用非常重要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程的操作条件和效果自然极其重要。
现有的煤加氢直接液化工艺的在线溶剂油加氢改性反应过程与煤加氢制油反应过程R10的流程关系，分为离线式即独立高压系统的溶剂油加氢稳定方法和后置在线式即通过二次利用R10产物R10P的热高分气的高压系统进行溶剂油加氢稳定降低投资和能耗，离线式加氢稳定方法产品质量好、但是投资大，而后置在线式加氢稳定方法投资节省、但是存在着将R10产物中的H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCL引入加氢稳定反应过程从而恶化供氢溶剂加氢稳定反应过程的催化剂操作效能(导致催化剂寿命短、供氢溶剂质量不稳定)及限制加氢稳定催化剂选择范围的重大缺陷。
关于现有的煤加氢直接液化反应过程与溶剂油加氢稳定生产供氢剂反应过程的流程组合方法，记载这类数据的一个文献见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，130页至365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。
文献A01《煤炭直接液化工艺与工程》的214页至216页记载了供氢溶剂加氢稳定反应过程与煤加氢制油反应过程R10的杂质、气体烃的产率，见表8和表9。
表8BSU煤炭直接液化物料平衡表
项目 进/maf.wt％ 进/maf.wt％ 出/maf.wt％ 出/maf.wt％ 进-出/maf.wt％
H2S 0.00 0.00 0.72 0.68 0.72
NH3 0.00 0.00 0.36 0.34 0.36
CO 0.00 0.00 0.99 0.94 0.99
CO2 0.00 0.00 1.46 1.39 1.46
C1 0.00 0.00 3.46 3.29 3.46
C2 0.00 0.00 2.79 2.66 2.79
C3 0.00 0.00 3.32 3.16 3.32
C4 0.00 0.00 1.83 1.74 1.83
溶剂 128.52 122.22 0.00 0.00 -128.52
油(＜220℃) 0.00 0.00 25.33 24.09 25.33
油(＞220℃) 0.00 0.00 30.01 28.54 30.01
溶剂原料 0.00 0.00 128.52 122.22 128.52
H2O 0.00 0.00 12.27 11.67 12.27
538℃以上馏分 0.00 0.00 15.21 14.46 15.21
H2 5.65 5.37 0.00 0.00 -5.65
无水无灰基煤 100.00 95.10 8.78 8.35 -91.22
灰 5.15 4.90 5.15 4.90 0.00
催化剂-Fe 1.05 1.00 1.05 1.00 0.00
催化剂-其他 0.61 0.58 0.23 0.22 -0.38
硫 1.20 1.14 0.69 0.66 -0.51
DMDS 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
合计 242.18 230.32 242.18 230.32 0.00
表9BSU溶剂加氢单元物料平衡表
对于供氢溶剂加氢稳定反应过程RXO与煤加氢制油反应过程R10，就原料杂质含量、杂质加氢转化率、气体烃产率进行统计比较，可以得到以下结论：
①液化煤，通常是杂元素如氧、硫、氮含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是杂质转化率较高的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较大；
②液化煤，通常是有机质含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是有机质液化转化率较高的过程，常规气体烃如CH4、C2、C3、C4的产量较大；
③供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的原料烃，通常是杂元素如氧、硫、氮含量低的烃类，其煤加氢直接液化过程通常是杂质转化率较低的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较小；
④供氢溶剂加氢稳定反应过程RXO，通常是裂化转化率较低的过程，常规气体烃如CH4、C2、C3、C4的产量较小。
基于上述结论，本发明认为，将杂质浓度极低的新氢和或提纯后的循环氢的引入溶剂油加氢稳定反应过程，其反应过程和产物中的杂质气体、气体烃数量很少，溶剂油加氢稳定反应产物的高压油品比如溶剂油加氢稳定反应产物的冷高分油、热高分油的冷却油，可以用作高压吸收油去吸收本发明所述的一级膜分离尾气中的烃类，可简化流程、降低投资、降低能耗。
本发明可用于富产常规气体烃C1～C4和难溶于水的杂质气体如CO、CO2、N2的碳氢料加氢热裂化反应过程R1，特别适合于氧含量高的碳氢料如煤和或煤焦油的加氢热裂化反应过程R1。
以下描述煤直接液化过程。
本发明所述碳氢料，指的是含碳、氢元素的液体和或固体，如油和或煤。
本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。
本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
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。
本发明煤加氢制油反应过程R10，通常使用上流式反应器，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。
本发明溶剂油加氢稳定反应过程R20，使用的反应器，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上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。
本发明可用于富产杂质气体的碳氢料加氢热裂化反应过程R1，适合于富产CO和或CO2的碳氢料加氢热裂化反应过程R1，特别适合于氧含量高的碳氢料如煤和或煤焦油的加氢热裂化反应过程R1。
本发明所述一级膜分离尾气膨胀机，可以是任意一种合适形式的膨胀机，可以是容积式膨胀机或离心式膨胀机，可以是单级或2级或多级离心式膨胀机，可以是有级间排气或级间注气的膨胀机。
一级膜分离尾气，进入膨胀机之前，根据需要，可进行油洗、水洗、脱酸性气、预热等预处理过程，冷高分进料的冷凝洗涤过程可使用氨水洗涤液：
①冷高分气油洗过程，其目的是脱出冷高分气中的高芳碳率的烃类和固体颗粒如煤粉、焦粉、胶质沥青质雾滴，使用的洗涤油可以是任意一种合适的烃油，宜使用饱和烃含量高、不饱和烃含量低的烃油，通常选择加氢提质过程得分馏部分产品轻汽油即常规沸点为50～130℃饱和烃；
油洗过程，可以在单独高压油洗塔内进行，高压油洗塔可以和冷高分器组合为一体化设备；
油洗过程，使用循环泵进行循环洗涤，通过增加液体/气体的体积比提高吸收效果，同时排放部分富洗涤油以排放从低分气吸收的烃液和固体；根据需要，将补充洗涤油加入油洗过程；
油洗过程，可以使用任意一种洗涤设备，通常使用油洗塔；油洗塔，可以设置1个循环洗涤段，可以设置2个循环洗涤段以提高洗涤效果，第一洗涤段排出的净化气进入第二洗涤段，第二洗涤段排出的部分富洗涤油可以进入第一洗涤段；
油洗段的压力，可以为任意合适的压力，通常等同或接近于一级膜分离尾气的操作压力；油洗段的温度，可以为任意合适的温度，通常为10～80℃、一般为20～50℃；
富洗涤油，因为含有高芳碳率的烃类和固体颗粒如煤粉、焦粉、胶质沥青质雾滴，宜进入煤加氢直接液化反应产物的分离过程进行回收，比如可以进入煤加氢直接液化反应产物的分馏过程的常压塔系统或减压塔系统进行液固分离，最好进入冷高压分离器中的冷高分油中一并处理；
②一级膜分离尾气水洗过程，其目的是脱出冷高分气中的极性组分如H2S、NH3、HCL、CO2，宜使用无氧气、无金属粒子的纯净水如脱氧水或酸性水气提装置产生的净化水；
水洗过程，可以在单独高压水洗塔内进行，高压水洗塔可以和冷高分器组合为一体化设备，高压水洗塔可以和冷高分气油洗塔组合为一体化设备；
水洗过程，使用循环泵进行循环洗涤，通过增加液体/气体的体积比提高吸收效果，同时排放部分富洗涤水以排放从冷高分气吸收的极性组分；根据需要，将补充洗涤水加入水洗过程；
水洗过程，可以使用任意一种洗涤设备，通常使用水洗塔；水洗塔，可以设置1个循环洗涤段，可以设置2个循环洗涤段以提高洗涤效果，第一洗涤段排出的净化气进入第二洗涤段，第二洗涤段排出的部分富洗涤油可以进入第一洗涤段；
水洗段的压力，可以为任意合适的压力，通常等同或接近于冷高分气的操作压力；水洗段的温度，可以为任意合适的温度，通常为10～80℃、一般为20～50℃；
水洗过程，可以位于油洗过程之前或之后，但是最好位于油洗过程之后即油洗过程排出的净化气进入水洗过程，可以利用油洗段油粘度大的优点提高油、尘脱除率，提高净化质量；
富洗涤水，因为含有极性组分如H2S、NH3、HCL、CO2，可能含有高芳碳率的烃类和固体颗粒如煤粉、焦粉、胶质沥青质雾滴，宜进入煤加氢直接液化反应产物的分离过程进行回收，比如可以进入煤加氢直接液化反应产物的分离过程的酸性水中一并进行处理；
③脱酸性气过程，其目的是脱出一级膜分离尾气中的酸性组分H2S、CO2，可以是任意一种合适的方式，如使用MDEA水溶液脱除酸性气工艺；
脱酸性气过程，可以在单独高压脱酸塔内进行，高压脱酸塔可以和冷高分器组合为一体化设备，高压脱酸塔可以和冷高分气油洗塔组合为一体化设备，高压脱酸塔可以和冷高分气水洗塔组合为一体化设备；
脱酸性气过程，使用循环泵进行循环洗涤，通过增加液体/气体的体积比提高吸收效果，同时排放部分富液以排放从冷高分气吸收的酸性组分；根据需要，将补充贫液加入脱酸性气过程；
脱酸性气过程，可以使用任意一种洗涤设备，通常使用脱酸塔；脱酸塔，可以设置1个循环洗涤段，可以设置2个循环洗涤段以提高洗涤效果，第一洗涤段排出的净化气进入第二洗涤段，第二洗涤段排出的部分富液可以进入第一洗涤段；
水脱酸性气过程的压力，可以为任意合适的压力，通常等同或接近于冷高分气的操作压力；脱酸性气过程的温度，可以为任意合适的温度，通常为10～80℃、一般为20～50℃；
脱酸性气过程，可以位于油洗过程之前或之后，但是最好位于油洗过程之后即油洗过程排出的净化气进入脱酸性气过程，可以提高油、尘脱除率，提高净化质量，同时降低脱酸性气过程的粉尘含量；
富液，因为含有酸性组分如H2S、CO2，需要再生，再生后的贫液循环进入脱酸性气过程；脱酸性气过程，可能需要安排脱尘过程；脱酸性气过程，因为不断损失吸收液，所以补充新鲜的洗涤液；富液的再生过程，可以与其它同类过程合并联合进行，以降低投资；
④一级膜分离尾气预热过程，其目的是为了保证一级膜分离尾气的膨胀过程的排出气的温度处于合适的受控范围，比如当一级膜分离尾气的氢气提浓过程采用PSA变压吸附工艺时，为了提高膨胀机安全性或和降低膨胀机材料等级或和降低膨胀机投资和或利用装置热能增加做功量(比如发电量)，通常，进入膨胀机的一级膜分离尾气温度介于100～220℃，离开膨胀机的冷高分气温度介于10～70℃；
如果仅仅为了提高膨胀机输出功率，那么，可以尽量提高进入膨胀机的一级膜分离尾气的温度，而降压后的气体可以直接去轻烃水蒸气转化制氢过程；
由于煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定过程、加氢提质过程以及分离过程存在大量中温热物流，因此，一级膜分离尾气预热过程，可以回收某一合适物料如煤加氢直接液化过程的热高分气的热量；
⑤对于R1反应产物中H2S、CO2分子数量多于NH3分子数量的场合，冷高分器进料的冷凝洗涤过程，可使用氨水洗涤液，增强脱酸性气功能，以降低冷高分气中H2S、CO2的浓度。
膨胀机的进口温度、出口温度，可以是任意合适的数值。
本发明所述一级膜分离尾气膨胀机，可以独立设置如驱动发电机的膨胀机，可以与提浓氢气的压缩机组成联合机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气膨胀机、电动机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气气膨胀机、发电机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、一级膜分离尾气膨胀机、电动发电机组成的三机组。
本发明所述提浓氢气的进入加氢反应过程的压缩增压过程使用的压缩机，可以是任意一种合适形式的压缩机，可以是容积式压缩机如往复式压缩机、螺杆式压缩机、隔膜式压缩机，可以是离心式压缩机，可以是与冷高分气膨胀机和或电机组成的三机组。
本发明所述提浓氢气的进入加氢反应过程的压缩增压过程使用的压缩机，可以独立设置如电机驱动的压缩机或水蒸汽汽轮机驱动的压缩机，可以与冷高分气的膨胀机组成联合机组，可以形成提浓氢气压缩机、冷高分气膨胀机、电动机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、冷高分气膨胀机、发电机组成的三机组，可以形成提浓氢气压缩机、冷高分气膨胀机、电动发电机组成的三机组。
以下描述本发明的特征部分。
本发明耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加氢过程R10，碳氢料R10F发生第一反应R10R转化为第一加氢产物R10P，第一反应R10R包括热裂化反应和加氢反应，第一反应R10R包括产生常规气体烃的反应和可能的产生CO的反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
(3)在一级膜分离过程FS，碳氢料R10F的冷高分气CHPS-V分离为一级渗透氢气FS-PV和一级膜分离尾气FS-KV；一级渗透氢气FS-PV的氢气体积浓度高于冷高分气的氢气体积浓度；
至少一部分一级渗透氢气FS-PV进入加氢过程使用；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于低压一级膜分离尾气EM-PV的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P；
(6)在含碳固体料气化制合成气过程TR01，含碳固体料气化得到含H2和或CO的合成气TR01-P：
(7)在联合后处理步骤7U，来自制氢过程TR02的转化气TR02-P的后处理步骤，与来自含碳固体料气化制合成气过程TR01的合成气TR01-P的后处理步骤，至少部分合并进行并得到高纯度氢气7U-H2，工作方式选自下列步骤中的1个或几个：
①转化气TR02-P的热量回收步骤与合成气TR01-P的热量回收步骤，合并进行；
②转化气TR02-P的降温气与合成气TR01-P的降温气，合并进行CO变换过程；
③转化气TR02-P的CO变换气与合成气TR01-P的CO变换气，合并进行变换气的降温和气液分离步骤；
④转化气TR02-P的CO变换气的脱液常温气与合成气TR01-P的CO变换气的脱液常温气，合并进行氢气提纯步骤；
(8)至少一部分来自联合后处理步骤7U的高纯度氢气7U-H2，进入加氢过程R10用作新鲜氢气。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV。
本发明，通常，①在加氢过程R10，在氢气和可能存在的第一加氢催化剂R10C存在条件下，碳氢原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和可能含固体的第一加氢产物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢和或加氢热裂化的功能；
可能存在的第一加氢催化剂R10C，总体具有加氢和或加氢热裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢热裂化反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
在热高压分离过程THPS，第一加氢产物R10P完成气液分离，得到可能含有固体的热高分液料THPS-L和热高分气气体THPS-V；热高压分离过程THPS，可能使用气体氢气THPS-HG与来自第一加氢产物R10P的液体物料接触脱除液相中的至少一部分低沸点组分；至少一部分热高分液料THPS-L用作带压料F1；
在冷高压分离过程CHPS，基于热高分气气体THPS-V的物流完成气液分离，得到冷高分液料CHPS-L和冷高分气气体CHPS-V；
至少一部分冷高分气气体CHPS-V进入一级膜分离过程FS。
本发明，通常，碳氢料R10F可以选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；煤液化工艺选自使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑥乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑩其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，通常，第一加氢反应过程R10，选自下列加氢反应过程的一种或几种：
①煤加氢直接液化制油过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油的使用上流式膨胀床的加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油砂基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用上流式膨胀床的加氢过程。
本发明，碳氢料R10F的加氢过程R10，产生的C1～C2和CO的重量产率：通常为为2.0～11.0％、一般为5.0～9.0％。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为8.0～30.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/30～2/3。
本发明，一般，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为12.0～20.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/20～1/3。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作温度TA为70.0～370.0℃，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作温度TB为10.0～250.0℃。
本发明，通常，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过下列过程的1个或几个：
①油洗脱重烃降低分子量的过程；
②水洗脱极性组分的过程；
③脱H2S的过程；
④预热升温过程。
本发明，通常，(1)碳氢料R10F的加氢过程R10为煤加氢直接液化反应过程；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过油洗脱重烃降低分子量的过程，洗涤油为加氢过程R10的配套溶剂油加氢稳定反应过程的产物的分离物冷高分油或热高分油的冷却油。
本发明，可以，(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
低压一级膜分离尾气EM-PV进入轻烃水蒸气转化制氢过程TR02之前，经过油洗脱碳三烃过程成为脱碳三干气EM-PV-DHC；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于脱碳三干气EM-PV-DHC的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P。
本发明进行加氢过程R10的煤加氢直接液化过程，与粉煤热解过程RJ组成联合过程；
粉煤热解过程RJ所得煤气用作煤加氢直接液化工厂的燃料气，粉煤热解过程RJ所得焦油或其馏分油进入煤粉加氢直接液化过程R10共炼，粉煤热解过程RJ所得半焦进入含碳固体料气化制合成气过程TR01制取合成气TR01-P。
以下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。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，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热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，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，可以排除一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。
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。

Claims (14)

1.耗氢过程产富氢气烃气制氢与含碳固体料气化的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加氢过程R10，碳氢料R10F发生第一反应R10R转化为第一加氢产物R10P，第一反应R10R包括热裂化反应和加氢反应，第一反应R10R包括产生常规气体烃的反应和可能的产生CO的反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
(3)在一级膜分离过程FS，碳氢料R10F的的冷高分气CHPS-V分离为一级渗透氢气FS-PV和一级膜分离尾气FS-KV；一级渗透氢气FS-PV的氢气体积浓度高于冷高分气的氢气体积浓度；
至少一部分一级渗透氢气FS-PV进入加氢过程使用；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于低压一级膜分离尾气EM-PV的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P；
(6)在含碳固体料气化制合成气过程TR01，含碳固体料气化得到含H2和或CO的合成气TR01-P；
(7)在联合后处理步骤7U，来自制氢过程TR02的转化气TR02-P的后处理步骤，与来自含碳固体料气化制合成气过程TR01的合成气TR01-P的后处理步骤，至少部分合并进行并得到高纯度氢气7U-H2，工作方式选自下列步骤中的1个或几个：
①转化气TR02-P的热量回收步骤与合成气TR01-P的热量回收步骤，合并进行；
②转化气TR02-P的降温气与合成气TR01-P的降温气，合并进行CO变换过程；
③转化气TR02-P的CO变换气与合成气TR01-P的CO变换气，合并进行变换气的降温和气液分离步骤；
④转化气TR02-P的CO变换气的脱液常温气与合成气TR01-P的CO变换气的脱液常温气，合并进行氢气提纯步骤；
(8)至少一部分来自联合后处理步骤7U的高纯度氢气7U-H2，进入加氢过程R10用作新鲜氢气。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在加氢过程R10，在氢气和可能存在的第一加氢催化剂R10C存在条件下，碳氢原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和可能含固体的第一加氢产物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢和或加氢热裂化的功能；
可能存在的第一加氢催化剂R10C，总体具有加氢和或加氢热裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢热裂化反应；
(2)在分离步骤HPS，分离第一加氢产物R10P得到冷高分气CHPS-V；
在热高压分离过程THPS，第一加氢产物R10P完成气液分离，得到可能含有固体的热高分液料THPS-L和热高分气气体THPS-V；热高压分离过程THPS，可能使用气体氢气THPS-HG与来自第一加氢产物R10P的液体物料接触脱除液相中的至少一部分低沸点组分；至少一部分热高分液料THPS-L用作带压料F1；
在冷高压分离过程CHPS，基于热高分气气体THPS-V的物流完成气液分离，得到冷高分液料CHPS-L和冷高分气气体CHPS-V；
至少一部分冷高分气气体CHPS-V进入一级膜分离过程FS。
4.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
碳氢料R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或加氢过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；煤液化工艺选自使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑥乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑩其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
5.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程R10，选自下列加氢反应过程的一种或几种：
①煤加氢直接液化制油过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油的使用上流式膨胀床的加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑦石油砂基重油热加工过程所得油品的使用上流式膨胀床的加氢过程，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程或重油加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用上流式膨胀床的加氢过程。
6.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
碳氢料R10F的加氢过程R10，产生的C1～C2和CO的重量产率为2.0～11.0％。
7.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
碳氢料R10F的加氢过程R10，产生的C1～C2和CO的重量产率为5.0～9.0％。
8.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为8.0～30.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/30～2/3。
9.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作压力PA为12.0～20.0MPa，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作压力PB是PA的1/20～1/3。
10.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV的操作温度TA为70.0～370.0℃，低压一级膜分离尾气EM-PV的操作温度TB为10.0～250.0℃。
11.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过下列过程的1个或几个：
①油洗脱重烃降低分子量的过程；
②水洗脱极性组分的过程；
③脱H2S的过程；
④预热升温过程。
12.根据权利要求11所述方法，其特征在于：
(1)碳氢料R10F的加氢过程R10为煤加氢直接液化反应过程；
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，使用膨胀机降压回收能量，进入膨胀机的一级膜分离尾气FS-KV经过油洗脱重烃降低分子量的过程，洗涤油为加氢过程R10的配套溶剂油加氢稳定反应过程的产物的分离物冷高分油或热高分油的冷却油。
13.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：
(4)在一级膜分离尾气FS-KV降压过程4EM，至少一部分一级膜分离尾气FS-KV降压后成为低压一级膜分离尾气EM-PV；
低压一级膜分离尾气EM-PV进入轻烃水蒸气转化制氢过程TR02之前，经过油洗脱碳三烃过程成为脱碳三干气EM-PV-DHC；
(5)在轻烃水蒸气转化制氢过程TR02，基于脱碳三干气EM-PV-DHC的物料与水蒸气反应得到转化气TR02-P。
14.根据权利要求1或2所述方法，其特征在于：
进行加氢过程R10的煤加氢直接液化过程，与粉煤热解过程RJ组成联合过程；
粉煤热解过程RJ所得煤气用作煤加氢直接液化工厂的燃料气，粉煤热解过程RJ所得焦油或其馏分油进入煤粉加氢直接液化过程R10共炼，粉煤热解过程RJ所得半焦进入含碳固体料气化制合成气过程TR01制取合成气TR01-P。
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施鹤群: "《话说氢能》", 31 October 2013, 南宁：广西教育出版社 *

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* Cited by examiner, † Cited by third party
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JP7286201B1 (ja) 2022-01-11 2023-06-05 広東省▲チン▼一能源科技有限公司 圧力エネルギー回収に基づく水素ガスと天然ガスとの混合輸送と分離装置及び方法

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