CN108865253A - 煤直接加氢液化富产芳烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明是关于一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：油煤浆制备；深度加氢液化；常减压蒸馏得到石脑油；将石脑油催化重整，得到轻质芳烃产品。本发明将煤直接液化和催化重整、加氢裂化技术进行耦合，通过柴油馏分二次加氢裂化，达到煤直接液化最大化生产高附加值轻质芳烃的目的。本发明煤转化率高，得到的高芳香烃潜含量石脑油收率高，芳潜值高；得到的混合芳烃产品收率高，轻质芳烃含量高。

Description

煤直接加氢液化富产芳烃的方法
技术领域
本发明涉及一种煤炭清洁利用技术领域，特别是涉及一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法。
背景技术
芳烃(BTX)为大宗基础有机化工原料，广泛应用于橡胶、树脂、纺织、化纤和塑料等领域。特别是随着以PX-精对苯二甲酸(PTA)-聚酯(PET)-聚酯纤维(涤纶)、聚酯塑料(聚酯薄膜、聚酯包装瓶)为主的芳烃产业链快速发展，作为芳烃生产原料的石油资源，面临着越来越严重的短缺局面，已成为制约我国芳烃发展的主要瓶颈之一。
目前我国芳烃年消费量超过2000万吨，2016年对二甲苯(PX)对外依存度高达56％。工业上，芳烃97％以上来源依赖于石油原料，由乙烯裂解生产芳烃产品。与石油相比，原料煤大分子本身富含1～3环芳环结构，通过煤热解、气化和直接加氢液化等转化过程得到的煤基油，仍充分保留了其芳环分子结构，具有芳烃和环烷烃含量高的特点，含量约60-80％，远高于石油馏分中芳烃和环烷烃含量。开发以煤为原料生产芳烃技术，利用煤炭资源弥补石油资源不足来生产芳烃等基础化学品，既符合我国能源禀赋现状，又可实现煤炭洁净高效利用，成为石油化工的有益补充。
目前，以煤为原料生产芳烃技术可分为两大类：一是合成气直接制芳烃技术，二是合成气经甲醇再制芳烃的间接制芳烃技术。
现有煤制芳烃专利，如CN106268924、CN101422743、CN1880288、CN1869159、CN103074097和CN101892078等，均以煤为原料，首先生成合成气(CO+H2)再直接/间接转化制芳烃，工艺路线长，直接将大分子煤变成小分子的合成气，未充分利用煤大分子中富含1-3环芳香环结构特征，过程能耗高，能源利用效率低。
专利CN104004542虽涉及煤基芳烃生产技术，仅是以传统煤直接液化过程的生成油为原料，且高芳烃潜含量原料油收率仅15％左右，存在收率偏低，未涉及煤直接液化过程调控富产芳烃的系统与方法。
发明内容
本发明的主要目的在于，提供一种新型的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，所要解决的技术问题是使煤直接液化最大化富产芳烃，从而更加适于实用。
本发明的目的及解决其技术问题是采用以下技术方案来实现的。依据本发明提出的一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：
油煤浆制备：将原料煤破碎干燥得到煤粉，将所述煤粉与第一催化剂、助催化剂和溶剂混合，得到油煤浆；
深度加氢液化反应：将所述的油煤浆与氢气混合预热，进行深度加氢液化反应，气液分离得到第一气相物料和第一液相物料；
常减压蒸馏分离：将所述的第一液相物料加热后常压蒸馏，得到轻相油品和重相油品；将所述的重相油品进行减压蒸馏，得到馏出油和含固油渣；
加氢提质：将所述的轻相油品和馏出油加热进行加氢提质，气液分离得到第二气相物料和第二液相物料；其中第二液相物料包括轻质油馏分、柴油馏分和重质油；
催化重整：将所述的轻质油馏分与氢气混合，催化重整，气液分离，得到第三气相物料和第三液相物料；将所述的第三液相物料经过溶剂抽提，得到轻质芳烃产品和抽余油。
本发明的目的及解决其技术问题还可采用以下技术措施进一步实现。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的原料煤为褐煤、次烟煤和烟煤中的至少一种；
所述的煤粉的粒度为50-200目，含水量为0.5-3wt％；
所述的第一催化剂为复合多金属催化剂，第一催化剂的活性组分包括高活性组分和低活性组分，其中高活性组分包括钴、钼和镍的氧化物、氢氧化物或卤化物，低活性组分包括铁和锌的氧化物、氢氧化物或卤化物；所述高活性组分和低活性组分中金属元素的质量比为1:5-500；催化剂的粒径为100-800nm；第一催化剂含量为所述煤粉重量的0.2-4.0％；
所述的助催化剂为硫磺或硫化物；所述的助催化剂的含量与催化剂活性组分的摩尔比为0.5-3；
所述的油煤浆中固体浓度为35-50wt％；
所述的溶剂包括外加溶剂和循环溶剂；其中外加溶剂为煤焦油、石油重油、澄清油和减压渣油中的至少一种；循环溶剂为所述加氢提质得到的重质油；所述的重质油的沸点大于350℃；
所述的溶剂为煤粉质量的10-150％。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的深度加氢液化反应的温度为430-480℃，反应压力为15-25MPa，气液比为800-2500NL/kg，油煤浆空速：0.5-5.0h-1。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中加氢提质的反应温度为300-430℃，反应压力为7-22MPa，氢油比为400-2500Nm3/m3，空速为0.5-3.5h-1；
所述的轻质油馏分和柴油馏分的蒸馏切割温度为140-160℃；
所述的柴油馏分和重质油的蒸馏切割温度为360-400℃。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的加氢提质所述的加氢提质采用第二催化剂进行催化；
所述的加氢提质为固定床加氢提质时，第二催化剂为条形或球形的固体负载型催化剂，所述的第二催化剂的活性金属为铁、钴、镍、铂、钨和钼中的至少一种，第二催化剂的载体为氧化铝、氧化硅和氧化钛中的至少一种；
所述的加氢提质为沸腾床加氢提质时，第二催化剂的载体为无机氧化物、碳纳米管或分子筛，活性金属为钼、铁、钨、镍和钴的至少一种。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的催化重整反应压力为0.5-2.5MPa，反应温度为460-550℃，液体体积空速为1.5-4.0h-1，氢油比为900-2000Nm3/m3，气液分离条件温度为40-55℃、压力为1.0-1.8MPa。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的柴油馏分加氢裂化，得到第四气相物料和第四液相物料；所述的第四液相物料进行加氢提质进行蒸馏分离。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的加氢裂化采用第三催化剂进行催化；
所述的加氢裂化为固定床加氢裂化时，所述的第三催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系催化剂；所述的加氢裂化的反应温度为360-450℃；加氢裂化的反应压力为12-20MPa；氢油比为800-1800Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1；
所述的加氢裂化为沸腾床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为Ⅷ族和/或ⅥB族非贵金属；加氢裂化的反应温度为330-450℃；反应压力为8-26MPa；氢油比为900-2600Nm3/m3；空速为0.5-2.5h-1；
所述的加氢裂化为悬浮床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为钼、镍、钴、钨和铁中的至少一种，第三催化剂为粒径为1-200um；加氢裂化的反应温度为340-450℃；反应压力为10-25MPa；氢油比为900-2000Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1。
优选的，前述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其中所述的轻质油馏分为石脑油馏分。
借由上述技术方案，本发明煤直接加氢液化富产芳烃的方法至少具有下列优点：
1)开发一种煤直接加氢液化富产芳烃方法，丰富了煤制芳烃技术路线，促进了芳烃原料多样化，对解决我国石油短缺，保证能源安全、稳定供给具有重大现实意义和战略意义；
2)煤自身富含1-5个的芳环结构，对其直接加氢开环制清洁燃料油，将会消耗大量的氢气，因此煤直接液化制芳烃，充分利用了煤炭中芳烃结构的独特特点，提高了煤炭资源的利用率，增加了煤加氢液化的经济性，提高了煤加氢液化与石油化工的竞争力；
3)通过采用超细高分散纳米级复合型催化剂和煤直接深度加氢液化工艺富产芳烃，从源头和中间过程进行过程调控，其煤转化率高，得到的高芳烃潜含量石脑油收率高，芳潜值高；得到的混合芳烃产品收率高，轻质芳烃含量高；
4)本发明将煤直接液化和催化重整、加氢裂化技术进行耦合集成，通过少量柴油馏分二次加氢裂化，达到煤直接液化最大化生产高附加值轻质芳烃的目的。
上述说明仅是本发明技术方案的概述，为了能够更清楚了解本发明的技术手段，并可依照说明书的内容予以实施，以下以本发明的较佳实施例并配合附图详细说明如后。
附图说明
图1是本发明煤直接加氢液化富产芳烃的方法的流程图。
具体实施方式
为更进一步阐述本发明为达成预定发明目的所采取的技术手段及功效,以下结合附图及较佳实施例，对依据本发明提出的煤直接加氢液化富产芳烃的方法其具体实施方式、结构、特征及其功效，详细说明如后。在下述说明中，不同的“一实施例”或“实施例”指的不一定是同一实施例。此外，一或多个实施例中的特定特征、结构、或特点可由任何合适形式组合。
本发明的一个实施例提出的一种煤直接加氢液化富产芳烃的系统，包括氢气压缩及输送单元、煤浆制备单元、液化反应单元、常减压蒸馏单元、加氢提质单元、柴油加氢裂化单元以及催化重整单元。氢气压缩及输送单元包括新氢压缩机、循环氢压缩机及附属设备和管道，混合氢管道与新氢压缩机出口管道以及循环氢压缩机出口管道连通，循环氢压缩机入口与液化反应单元气液分离器出口管道、加氢提质气液分离器出口管道、加氢裂化单元气液分离器出口管道、催化重整单元气液分离器出口管道连通。煤浆制备单元具有原料煤入口、催化剂及其助剂入口、外加溶剂油入口、循环溶剂油入口，煤浆制备单元出口通过管道与煤浆泵入口连通。液化反应单元包括煤浆泵、煤浆预热器、液化反应器、气液分离器等装置，煤浆预热器的入口与混合氢气管道以及煤浆泵出口管道连通、出口管道通过管道与液化反应器的入口连通，气液分离器入口连接至液化反应器的出口。常减蒸馏单元包括加热炉、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔等装置，常压蒸馏塔加热炉的入口与液化反应单元气液分离器的减压出口管道连通，加热炉的出口连接至常压蒸馏塔的入口，常塔底部重质油出口连接至减压蒸馏塔的入口，减压塔底部出口与煤含固油渣管道连通。加氢提质单元包括加热炉、加氢提质反应器以及气液分离器、分馏塔等装置，加氢提质加热炉的入口与常压塔顶部轻质油管道、混合氢气管道以及减压蒸馏塔顶部轻质油管道连通、出口管道连接至加氢提质反应器，加氢提质反应器出口连接至气液分离器入口，分馏塔入口与加氢提质单元和加氢裂化单元的气液分离液体出口管道连通，分馏塔出口与高芳香烃潜含量石脑油管道、柴油馏分管道以及循环溶剂管道连通。催化重整单元包括加热炉、催化重整反应器、气液分离器、芳烃抽提塔等装置，加热炉入口连接至高芳香烃潜含量石脑油管道和氢气管道、出口通过管道与重整反应器入口连通，重整反应器出口连接至气液分离器入口，气液分离器底部液体出口与芳烃抽提塔的入口连通，芳烃抽提塔的出口与芳烃管道和抽余油管道连通。加氢裂化反应器入口与混合氢管道和柴油馏分管道连通，出口通过管道与气液分离器入口连通，气液分离器液体出口连接至分馏塔入口。
优选的，煤浆制备单元由煤浆制备罐、煤浆计量罐、搅拌装置及煤浆循环泵等组成，根据不同的煤种、液化反应条件、蒸馏工艺条件，当循环溶剂不足够配制煤浆时，煤浆制备单元具有外加溶剂油入口；当循环溶剂足够配制煤浆时，煤浆制备单元不具有外加溶剂油入口。
优选的，煤液化反应单元，液化反应器数量为1-3个，连接形式为串联，反应器形式可以是没有内构件的鼓泡床反应器，也可以是带有导流筒的环流反应器，也可以是带循环泵的强制循环反应器。
优选的，常减压蒸馏单元由加热炉、减压塔、换热器等组成。
优选的，加氢提质单元饿加氢提质反应器数量为1-2，连接方式为串联，反应器形式为固定床反应器或沸腾床反应器。
优选的，柴油加氢裂化单元由加热炉、加氢裂化反应器、气液分离器等组成，加氢裂化反应器数量为1-3，连接方式为串联，反应器形式为固定床反应器或沸腾床反应器或悬浮床反应器。
优选的，催化重整单元由加热炉、催化重整反应器、气液分离器、芳烃抽提塔等组成。
本发明的另一实施例提出一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：
氢气压缩及输送：新鲜氢气压缩后和循环氢汇合，混合氢和煤浆混合后输送到液化反应器进行煤液化反应，混合氢与常压蒸馏塔、减压蒸馏塔的轻质油馏分混合后输送到加氢提质反应器进行加氢精制，混合氢与柴油馏分混合后进入加氢裂化反应器进行柴油加氢催化裂化反应，混合氢与高芳烃潜含量石脑油混合后进入催化剂重整反应器进行重整反应；
油煤浆制备：将原料煤破碎干燥得到煤粉，将所述煤粉与第一催化剂、助催化剂和溶剂混合，得到油煤浆；
深度加氢液化反应：将所述油煤浆由高压煤浆泵输送，在煤浆泵出口与氢气混合后进入煤浆预热器预热，预热后的煤浆从底部进入液化反应器进行液化反应；从液化反应器上部处理的加氢液化反应产物进入气液分离器中进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；第一气相物料一部分排入废气系统，另一部分作为循环氢和新氢混合物重新使用；分离器底部的第一液相物料进入常减压蒸馏单元；
常减压蒸馏分离：将第一液相物料经过加热炉加热后进入常压蒸馏塔，得到轻相油品和重相油品，从常压蒸馏塔顶部蒸出的轻相油品进入油品加氢提质系统，从常压蒸馏塔底部出来的重相油品进入减压蒸馏塔进一步蒸馏；油品在减压蒸馏塔内分离为溜出油和含固油渣，其中溜出油和常压蒸馏塔轻相油品混合后进入油品加氢提质反应器；
加氢提质：将所述的轻相油品和馏出油作为液化粗油，经过加热炉加热后全部进入油品加氢反应器，进行加氢饱和、部分裂化及脱除硫、氮、氧等杂原子反应；从反应器出来的反应产物在气液分离器中进行气液分离，得到第二气相物料和第二液相物料；第二气相物料一部分排入废气系统，另一部分作为循环氢和新氢混合后重复使用；第二液相物料进入分馏塔经过蒸馏分离，得到轻质油馏分、柴油馏分和重质油；分离出的轻质油馏分为高芳香烃潜含量石脑油，既可以作为产品出售，也可以作为下一步的催化重整原料，生产混合芳烃产品；分离出的柴油馏分既可以作为产品出售，也可以进一步加氢裂化后再次进行蒸馏分离；分馏塔分离出的大于350℃重质油作为循环溶剂去煤浆制备系统配制煤浆；
柴油馏分加氢裂化：从加氢提质单元出来的柴油馏分经过加热炉加热后进入加氢裂化反应器，柴油馏分油主要含有多环烃类，在反应器内进行催化裂化反应，先加氢饱和后再进行热裂化或催化裂化，多环烃分解为单环烃。从反应器出来的反应产物在气液分离器中进行气液分离，得到第四气相物料和第四液相物料；第四气相物料一部分排入废气系统，另一部分作为循环氢和新氢混合后重复使用，第四液相物料进入加氢提质单元的分馏塔进行蒸馏分离；
催化重整：从加氢提质单元出来的高芳香烃潜含量石脑油馏分与氢气混合后再催化重整反应器中利用重整催化剂进行半再生催化重整，重整产物进行气液分离，得到第三气相物料和第三液相物料，气液分离器上部出来的第三气相物料作为循环氢和新氢混合后重复使用；气液分离器底部的第三液相物料进入芳烃抽提塔，经过溶剂抽提，最后得到轻质芳烃产品(BTX)和抽余油。
优选的，原料煤为褐煤、次烟煤和烟煤中的至少一种；
所述的煤粉的粒度为50-200目，含水量为0.5-3wt％；
第一催化剂为复合金属多催化剂，催化剂的活性组分包括高活性组分和低活性组分，其中高活性组分包括钴、钼和镍的氧化物、氢氧化物或卤化物，低活性组分包括铁和锌的氧化物、氢氧化物或卤化物；所述高活性组分和低活性组分中金属元素的质量比为1:5-500；催化剂的粒径为100-800nm；催化剂含量为所述煤粉重量的0.2-4.0％；
助催化剂为硫磺或硫化物；助催化剂的含量与催化剂活性组分的摩尔比为0.5-3；
煤浆中固体浓度为35-50wt％；
溶剂包括外加溶剂和循环溶剂；其中外加溶剂为煤焦油、石油重油、澄清油和减压渣油中的至少一种；，循环溶剂为煤加氢液化自身产生的大于350℃重质油。所述的溶剂为煤粉质量的10-150％。
优选的，煤浆预热器入口温度为40-90℃，煤浆预热器出口温度为360-420℃；深度加氢液化反应的温度为430-480℃，反应压力为15-25MPa，气液比为800-2500NL/kg，油煤浆空速：0.5-5.0h-1。优选液化反应条件为：反应温度为450-470℃，反应压力为18-25MPa，气液比为1500-2000NL/kg，煤浆空速：0.5-3.0h-1。
优选的，减压蒸馏塔底部流出的含固油渣含固体量为40-55wt％，优选为50wt％。
优选的，加氢提质的反应温度为300-430℃，反应压力为7-22MPa，氢油比为氢油比为400-2500Nm3/m3，空速为0.5-3.5h-1；
优选的，加氢提质的反应温度为360-400℃，反应压力为15-20MPa，氢油比为氢油比为1500-2200Nm3/m3，空速为1.5-2.5h-1；
所述的轻质油馏分和柴油馏分的蒸馏切割温度为140-160℃；
所述的柴油馏分和重质油的蒸馏切割温度为360-400℃。
优选的，加氢提质所述的加氢提质采用第二催化剂进行催化；
所述的加氢提质为固定床加氢提质时，第二催化剂为条形或球形的负载型催化剂，所述的第二催化剂的活性金属为铁、钴、镍、铂、钨和钼中的至少一种，第二催化剂的载体为氧化铝、氧化硅和氧化钛中的至少一种；
所述的加氢提质为沸腾床加氢提质时，第二催化剂的载体为无机氧化物、碳纳米管或分子筛，活性金属为钼、铁、钨、镍和钴的至少一种。其中碳纳米管为多壁碳纳米管。
优选的，加氢裂化采用第三催化剂进行催化；
所述的加氢裂化为固定床加氢裂化时，所述的第三催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系催化剂；所述的加氢裂化的反应温度为360-450℃；加氢裂化的反应压力为12-20MPa；氢油比为800-1800Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1；
所述的加氢裂化为沸腾床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为Ⅷ族和/或ⅥB族非贵金属；加氢裂化的反应温度为330-450℃；反应压力为8-26MPa；氢油比为900-2600Nm3/m3；空速为0.5-2.5h-1；
所述的加氢裂化为悬浮床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为钼、镍、钴、钨和铁中的至少一种，第三催化剂为粒径为1-200um；其中第三催化剂与柴油馏分的质量比为0.2-3:100；加氢裂化的反应温度为340-450℃；反应压力为10-25MPa；氢油比为900-2000Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1。
优选的，催化重整反应压力为0.5-2.5MPa，反应温度为460-550℃，液体体积空速为1.5-4.0h-1，氢油比为900-2000Nm3/m3，气液分离条件温度为40-55℃、压力为1.0-1.8MPa。
实施例1
如图1所示，本发明的一个实施例提出一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：
新鲜氢气1与循环氢气7混合，得到混合氢气6；原料煤3经过预处理干燥破碎成煤粉，和外加溶剂2、催化剂及助催化剂4、循环溶剂5按一定比例加入到煤浆制备单元V1中，在V1中搅拌混合成黏度低于500cp(60℃)的油煤浆。来自V1中的油煤浆经高压煤浆泵P1增压后与混合氢气6混合，混合后经过预热器F1预热，预热后的油煤浆进入液化反应器R1中，从R1流出的反应产物送入气液分离器V2进行气液分离，分离器V2气相物料一部分与新鲜氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8被排出系统。分离器V2液相物料混合后经过加热炉F2加热后进入常压蒸馏塔T1分离出轻质馏分，T1底部的重质馏分经过加热炉F3加热到一定温度后进入减压蒸馏塔T2进行固体的脱除，T2塔底物料即为含固油渣11，为了保证含固油渣能在一定温度下顺利排出，一般控制含固油渣中的固体含量为40-55wt％。从T1和T2出来的馏分油经液化粗油进料泵P2后与氢气6混合，经过预热器F4预热后进入加氢提质反应器R2中进行以芳烃饱和、脱硫、脱氮及其它杂原子为目的的加氢精制反应；R2出口物料进入气液分离器V3进行气液分离，V3气相物料一部分与氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8排出系统；V3液相物料进入分馏塔T3，分馏出高芳烃潜含量石脑油9和柴油馏分10，分馏塔底部重质油作为循环溶剂去煤浆制备单元配制煤浆。高芳烃潜含量石脑油可以作为产品，也可以作为催化重整原料油经过石脑油馏分进料泵P3后，和氢气6混合并经过加热炉F5预热后进入催化重整反应器R3进行芳烃异构化反应，催化重整反应产物进入气液分离器V4进行气液分离，V4分离出的富氢气体进入循环氢系统，V4分离得到的液相物料进入芳烃抽提塔V5，经过溶剂抽提，最后得到轻质芳烃产品12和抽余油副产品13。柴油馏分10经过柴油馏分进料泵P4和氢气6混合后进入加氢裂化反应器R4中进行催化加氢裂化反应，R4产物油进入气液分离器V6中进行气液分离，V6气相物料送入循环氢系统，V6液相物料进入分馏塔T3中进行二次蒸馏分离，分馏塔T3底重质馏分进入裂化反应器进一步加氢裂化。
其中，选用内蒙胜利褐煤为液化原料煤，煤质分析数据见表1。首先对胜利褐煤进行粉碎，制得粒度小于200目的煤粉，并干燥至含水量小于2％。催化剂添加量是：活性金属/干煤＝1.5wt％；助催化剂是工业级硫磺粉，纯度＞99％，S/Fe(摩尔比)＝2。油煤浆固体浓度为48wt％，40℃条件下油煤浆黏度是194.7cP。新鲜氢气纯度为99.9％，循环氢中氢气浓度＞90％。液化反应单元为3个串联的悬浮床反应器，加氢提质单元为2个串联的固定床反应器，加氢裂化单元为2个串联的悬浮床反应器。
实施例1的具体参数如表2所示，实施例1得到的石脑油的性质如表3所示，实施例1得到的芳烃的性质如表4所示。
对比例1
本发明的一个对比例提出的一个煤加氢液化制备石脑油的方法，原料煤与实施例1相同；使用与实施例1同等规模的连续液化试验装置，煤液化工艺流程采用典型的德国IGOR+工艺，具体参数与实施例1相同，见表2；对比例1的石脑油性质见表3。
实施例2
本发明的一个实施例提出一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：
新鲜氢气1与循环氢气7混合，得到混合氢气6；原料煤3经过预处理干燥破碎成煤粉，和外加溶剂2、催化剂及助催化剂4、循环溶剂5按一定比例加入到煤浆制备单元V1中，在V1中搅拌混合成黏度低于500cp(60℃)的油煤浆。来自V1中的油煤浆经高压煤浆泵P1增压后与混合氢气6混合，混合后经过预热器F1预热，预热后的油煤浆进入液化反应器R1中，从R1流出的反应产物送入气液分离器V2进行气液分离，分离器V2气相物料一部分与新鲜氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8被排出系统。分离器V2液相物料混合后经过加热炉F2加热后进入常压蒸馏塔T1分离出轻质馏分，T1底部的重质馏分经过加热炉F3加热到一定温度后进入减压蒸馏塔T2进行固体的脱除，T2塔底物料即为含固油渣11，为了保证含固油渣能在一定温度下顺利排出，一般控制含固油渣中的固体含量为40-55wt％。从T1和T2出来的馏分油经液化粗油进料泵P2后与氢气6混合，经过预热器F4预热后进入加氢提质反应器R2中进行以芳烃饱和、脱硫、脱氮及其它杂原子为目的的加氢精制反应；R2出口物料进入气液分离器V3进行气液分离，V3气相物料一部分与氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8排出系统；V3液相物料进入分馏塔T3，分馏出高芳烃潜含量石脑油9和柴油馏分10，分馏塔底部重质油作为循环溶剂去煤浆制备单元配制煤浆。高芳烃潜含量石脑油可以作为产品，也可以作为催化重整原料油经过石脑油馏分进料泵P3后，和氢气6混合并经过加热炉F5预热后进入催化重整反应器R3进行芳烃异构化反应，催化重整反应产物进入气液分离器V4进行气液分离，V4分离出的富氢气体进入循环氢系统，V4分离得到的液相物料进入芳烃抽提塔V5，经过溶剂抽提，最后得到轻质芳烃产品12和抽余油副产品13。柴油馏分10经过柴油馏分进料泵P4和氢气6混合后进入加氢裂化反应器R4中进行催化加氢裂化反应，R4产物油进入气液分离器V6中进行气液分离，V6气相物料送入循环氢系统，V6液相物料进入分馏塔T3中进行二次蒸馏分离，分馏塔T3底重质馏分进入裂化反应器进一步加氢裂化。
其中，选用内甘肃天祝烟煤为液化原料煤，煤质分析数据见表1。首先对甘肃天祝烟煤进行粉碎，制得粒度小于180目的煤粉试样，并干燥至含水量小于1％。催化剂添加量为：活性金属/干煤＝1.0wt％；助催化剂为二甲基二硫醚，添加量为干煤粉重量的1.5％；油煤浆固体浓度为40wt％，40℃条件下油煤浆黏度是187.8cP。新鲜氢气纯度为99.9％，循环氢中氢气浓度＞80％。液化反应单元为3个串联的悬浮床反应器，加氢提质单元为2个串联的固定床反应器，加氢裂化单元为2个串联的悬浮床反应器。
实施例2的具体参数如表2所示，实施例2得到的石脑油的性质如表3所示，实施例2得到的芳烃的性质如表4所示。
对比例2
本发明的一个对比例提出的一个煤加氢液化制备石脑油的方法，原料煤与实施例2相同；使用与实施例2同等规模的连续液化试验装置，煤液化工艺流程采用日本NEDOL工艺，具体参数与实施例2相同，见表2；对比例2的石脑油性质见表3。
实施例3
本发明的一个实施例提出一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其包括：
新鲜氢气1与循环氢气7混合，得到混合氢气6；原料煤3经过预处理干燥破碎成煤粉，和外加溶剂2、催化剂及助催化剂4、循环溶剂5按一定比例加入到煤浆制备单元V1中，在V1中搅拌混合成黏度低于500cp(60℃)的油煤浆。来自V1中的油煤浆经高压煤浆泵P1增压后与混合氢气6混合，混合后经过预热器F1预热，预热后的油煤浆进入液化反应器R1中，从R1流出的反应产物送入气液分离器V2进行气液分离，分离器V2气相物料一部分与新鲜氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8被排出系统。分离器V2液相物料混合后经过加热炉F2加热后进入常压蒸馏塔T1分离出轻质馏分，T1底部的重质馏分经过加热炉F3加热到一定温度后进入减压蒸馏塔T2进行固体的脱除，T2塔底物料即为含固油渣11，为了保证含固油渣能在一定温度下顺利排出，一般控制含固油渣中的固体含量为40-55wt％。从T1和T2出来的馏分油经液化粗油进料泵P2后与氢气6混合，经过预热器F4预热后进入加氢提质反应器R2中进行以芳烃饱和、脱硫、脱氮及其它杂原子为目的的加氢精制反应；R2出口物料进入气液分离器V3进行气液分离，V3气相物料一部分与氢气混合后循环使用，另一部分作为废气8排出系统；V3液相物料进入分馏塔T3，分馏出高芳烃潜含量石脑油9和柴油馏分10，分馏塔底部重质油作为循环溶剂去煤浆制备单元配制煤浆。高芳烃潜含量石脑油可以作为产品，也可以作为催化重整原料油经过石脑油馏分进料泵P3后，和氢气6混合并经过加热炉F5预热后进入催化重整反应器R3进行芳烃异构化反应，催化重整反应产物进入气液分离器V4进行气液分离，V4分离出的富氢气体进入循环氢系统，V4分离得到的液相物料进入芳烃抽提塔V5，经过溶剂抽提，最后得到轻质芳烃产品12和抽余油副产品13。柴油馏分10经过柴油馏分进料泵P4和氢气6混合后进入加氢裂化反应器R4中进行催化加氢裂化反应，R4产物油进入气液分离器V6中进行气液分离，V6气相物料送入循环氢系统，V6液相物料进入分馏塔T3中进行二次蒸馏分离，分馏塔T3底重质馏分进入裂化反应器进一步加氢裂化。
其中，选用新疆淖毛湖煤为液化原料煤，煤质分析数据见表1。首先对黑山烟煤进行粉碎，制得粒度小于200目的煤粉试样，并干燥至含水量小于1％。催化剂添加量是：活性金属/干煤＝2.0wt％；助催化剂是工业级硫磺粉，纯度＞99％，S/Fe(摩尔比)＝2；油煤浆固体浓度为45wt％，40℃条件下油煤浆黏度是214.5cP。新鲜氢气纯度为99.9％，循环氢中氢气浓度＞85％。液化反应单元为3个串联的悬浮床反应器，加氢提质单元为2个串联的固定床反应器，加氢裂化单元为2个串联的悬浮床反应器。
实施例3的具体参数如表2所示，实施例3得到的石脑油的性质如表3所示，实施例3得到的芳烃的性质如表4所示。
对比例3
本发明的一个对比例提出的一个煤加氢液化制备石脑油的方法，原料煤与实施例3相同；使用与实施例3同等规模的连续液化试验装置，煤液化工艺流程采用正在商业化运转的神华煤直接液化工艺，具体参数与实施例3相同，见表2；对比例2的石脑油性质见表3。
对比例4
本发明的一个对比例提出的一个石脑油制备芳烃的方法，采用石油基石脑油，石脑油链烷烃含量为33％，环烷烃含量为45％，芳香烃含量为22％。对其进行加氢催化重整，催化重整具体工艺条件与实施例1-3相同，具体参数见表2；对比例4的芳烃的性质见表4。
表1实施例1-3的原料煤煤质分析数据
表2实施例1-3及对比例1-4的主要参数
表3实施例1-3及对比例1-3的液化试验结果及石脑油性质数据
表4实施例1-3及对比例4催化重整后产物的分析结果
实施例1 实施例2 实施例3 对比例4
液体收率(C5 +)/％ 98.21 97.53 98.54 87.28
芳烃/wt％ 93.05 91.57 94.46 79.26
芳烃转化率/％ 119.71 117.84 121.44 103.20
苯/wt％ 13.12 11.56 14.65 5.82
甲苯/wt％ 23.54 21.77 26.08 12.22
二甲苯/wt％ 20.13 19.55 22.31 18.42
>C9芳烃/wt％ 36.26 38.69 31.42 42.80
由表3中的数据可以看出，本发明提供的煤直接液化富产芳烃的系统及方法与德国IGOR煤液化工艺、日本NEDOL煤液化工艺和神华煤液化工艺相比，在同样的反应条件下，煤转化率高，得到的石脑油收率高，芳烃潜含量高，是优良的催化重整原料油，达到了富产芳烃的目的。
由表4中的数据可以看出，由本发明得到的高芳烃潜含量石脑油进行催化重整后的产物，与石油石脑油催化重整后的结果相比，在同等反应条件下，液体收率高，芳烃含量高，芳烃转化率高，液体产物中轻质芳烃(BTX)含量提高了5-20％，因而具有显著的经济效益。
以上所述，仅是本发明的较佳实施例而已，并非对本发明作任何形式上的限制，依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化与修饰，均仍属于本发明技术方案的范围内。

Claims (9)

1.一种煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，其包括：
油煤浆制备：将原料煤破碎干燥得到煤粉，将所述煤粉与第一催化剂、助催化剂和溶剂混合，得到油煤浆；
深度加氢液化反应：将所述的油煤浆与氢气混合预热，进行深度加氢液化反应，气液分离得到第一气相物料和第一液相物料；
常减压蒸馏分离：将所述的第一液相物料加热后常压蒸馏，得到轻相油品和重相油品；将所述的重相油品进行减压蒸馏，得到馏出油和含固油渣；
加氢提质：将所述的轻相油品和馏出油加热进行加氢提质，气液分离得到第二气相物料和第二液相物料；其中第二液相物料包括轻质油馏分、柴油馏分和重质油；
催化重整：将所述的轻质油馏分与氢气混合，催化重整，气液分离，得到第三气相物料和第三液相物料；将所述的第三液相物料经过溶剂抽提，得到轻质芳烃产品和抽余油。
2.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的原料煤为褐煤、次烟煤和烟煤中的至少一种；
所述的煤粉的粒度为50-200目，含水量为0.5-3wt％；
所述的第一催化剂为复合多金属催化剂，第一催化剂的活性组分包括高活性组分和低活性组分，其中高活性组分包括钴、钼和镍的氧化物、氢氧化物或卤化物，低活性组分包括铁和锌的氧化物、氢氧化物或卤化物；所述高活性组分和低活性组分中金属元素的质量比为1:5-500；催化剂的粒径为100-800nm；第一催化剂含量为所述煤粉重量的0.2-4.0％；
所述的助催化剂为硫磺或硫化物；所述的助催化剂的含量与催化剂活性组分的摩尔比为0.5-3；
所述的油煤浆中固体浓度为35-50wt％；
所述的溶剂包括外加溶剂和循环溶剂；其中外加溶剂为煤焦油、石油重油、澄清油和减压渣油中的至少一种；循环溶剂为所述加氢提质得到的重质油；所述的重质油的沸点大于350℃；
所述的溶剂为煤粉质量的10-150％。
3.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的深度加氢液化反应的温度为430-480℃，反应压力为15-25MPa，气液比为800-2500NL/kg，油煤浆空速：0.5-5.0h-1。
4.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，加氢提质的反应温度为300-430℃，反应压力为7-22MPa，氢油比为400-2500Nm3/m3，空速为0.5-3.5h-1；
所述的轻质油馏分和柴油馏分的蒸馏切割温度为140-160℃；
所述的柴油馏分和重质油的蒸馏切割温度为360-400℃。
5.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的加氢提质所述的加氢提质采用第二催化剂进行催化；
所述的加氢提质为固定床加氢提质时，第二催化剂为条形或球形的固体负载型催化剂，所述的第二催化剂的活性金属为铁、钴、镍、铂、钨和钼中的至少一种，第二催化剂的载体为氧化铝、氧化硅和氧化钛中的至少一种；
所述的加氢提质为沸腾床加氢提质时，第二催化剂的载体为无机氧化物、碳纳米管或分子筛，活性金属为钼、铁、钨、镍和钴的至少一种。
6.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的催化重整反应压力为0.5-2.5MPa，反应温度为460-550℃，液体体积空速为1.5-4.0h-1，氢油比为900-2000Nm3/m3，气液分离条件温度为40-55℃、压力为1.0-1.8MPa。
7.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的柴油馏分加氢裂化，得到第四气相物料和第四液相物料；所述的第四液相物料进行加氢提质进行蒸馏分离。
8.根据权利要求7所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的加氢裂化采用第三催化剂进行催化；
所述的加氢裂化为固定床加氢裂化时，所述的第三催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系催化剂；所述的加氢裂化的反应温度为360-450℃；加氢裂化的反应压力为12-20MPa；氢油比为800-1800Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1；
所述的加氢裂化为沸腾床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为Ⅷ族和/或ⅥB族非贵金属；加氢裂化的反应温度为330-450℃；反应压力为8-26MPa；氢油比为900-2600Nm3/m3；空速为0.5-2.5h-1；
所述的加氢裂化为悬浮床加氢裂化时，所述的第三催化剂的活性组分为钼、镍、钴、钨和铁中的至少一种，第三催化剂为粒径为1-200um；加氢裂化的反应温度为340-450℃；反应压力为10-25MPa；氢油比为900-2000Nm3/m3；空速为0.5-2.0h-1。
9.根据权利要求1所述的煤直接加氢液化富产芳烃的方法，其特征在于，所述的轻质油馏分为石脑油馏分。
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