CN109837105A - 浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法 - Google Patents

Abstract

浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，用于煤加氢直接液化反应过程RU时，在混合分离输送过程MIXST01，含低沸点烃KC的配浆溶剂油KL配制出的煤浆KMJ最好与含浆料物料比如RU初期反应过程RUA的浆液产物接触混合传递煤粉得到浆液MIXST01‑L，MIXST01‑L进入反应过程RU的第一反应器完成煤粉输送，KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01‑V中以不通过反应器的方式去回收系统；回收气相MIXST01‑V得到的含低沸点烃KC的窄馏分油可作为溶剂油KL循环使用；可实现部分液化反应原料煤粉的无溶剂输煤效果，可灵活调整和降低最佳反应剂煤比，提高过程经济性。

Description

浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法

技术领域

本发明涉及浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，用于煤加氢直接液化反应过程RU时，在混合分离输送过程MIXST01，含低沸点烃KC的配浆溶剂油KL配制出的煤浆KMJ最好与含浆料物料比如RU初期反应过程RUA的浆液产物接触混合传递煤粉得到浆液MIXST01-L，MIXST01-L进入反应过程RU的第一反应器完成煤粉输送，KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中以不通过反应器的方式去回收系统；回收气相MIXST01-V得到的含低沸点烃KC的窄馏分油可作为溶剂油KL循环使用；可实现部分液化反应原料煤粉的无溶剂输煤效果，可灵活调整和降低最佳反应剂煤比，提高过程经济性。

背景技术

本发明所述碳氢粉料加氢直接液化过程，主要指的是煤加氢直接液化过程，但是可以包括与煤粉联合液化的主要由碳元素、氢元素组成的其它碳氢粉料，比如废塑料、废橡胶等固体制成的可用于液化的粉料。

现有的煤加氢直接液化工艺即气液顺流反应式煤加氢直接液化工艺，之所以不能大规模商业化推广，一个重要的因素是大量使用溶剂油，具有如下所述无法避免的缺陷：

①过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，将发生大量的非目标性热裂化负反应，损失液体烃，降低总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；

②由于过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，为了抑制过度热裂化反应则必然导致煤液化转化率降低；为了保证合理高的煤液化转化率，必然导致溶剂油过度热裂化，溶剂油反复循环的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量不足并且沸点趋于变低，即循环溶剂油存在数量不足、组分变轻的倾向，严重时需要外部供应溶剂油，这种情况已经在工业装置上长期存在；

③过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了过程规模，大幅度增加系统投资和能耗；

④过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度增加氢气成本。

现有的煤加氢直接液化工艺即气液顺流(并流式)反应式煤加氢直接液化工艺，其煤粉配浆和输送进入煤液化反应器的过程，通常使用溶剂油配煤浆，然后煤浆经过加压、升温等过程，全部进入并全程通过煤加氢直接液化反应过程；上述过程，包括用溶剂油配浆、携带煤粉增压、输送煤粉进入煤加氢直接液化反应过程、携带液化产物浆料排出煤加氢直接液化反应过程，实际上，配浆溶剂油是输煤过程、煤加氢直接液化反应过程和液化产物分馏过程的全程伴随液料。

现有的气液并流反应式煤加氢直接液化反应过程，从外部向煤液化反应器内输入煤粉(或称之为携带煤粉)、从煤液化反应器内向外部输送液化产物(携带液化残余固体)的效果上讲，大体而言，输送煤粉进入高压系统过程使用的配浆溶剂油数量等同于进入反应过程参与反应的溶剂油数量，进入反应过程参与反应的溶剂油数量等同于液化产物的配浆溶剂油数量，这样液化产物的配浆溶剂油、反应过程的反应溶剂油和配浆输煤用溶剂油完全被耦合在了一起，成为一个不可分割的概念即料浆溶剂油概念下的煤浆、反应浆料、产物浆料，煤加氢直接液化反应过程在配浆输煤阶段已经被固化定义为煤浆加氢直接液化反应过程，换句话说，煤加氢直接液化反应过程这样一个化学过程中需要的反应剂煤比，已经被配浆输煤这样一个物理过程中的配浆剂煤比所制约，这当然是一个包含了部分错误的概念；因此上述现有的煤加氢直接液化工艺即气液并流反应式煤加氢直接液化工艺，就煤加氢直接液化反应过程这样一个化学过程所需要的最佳剂煤比指标而言，通常不是其本征需求的最佳值，而事实上，是一个过量值，它的过量部分降低了煤加氢直接液化过程的经济性，并且剂煤比的操作控制灵活性很差(不能合理降低)。

因此，在不改变现有配输煤浆技术的基础上，需要提出一种可以灵活调节或降低煤加氢直接液化反应过程RU的液相剂煤比的方法，以彻底摆脱常规煤加氢直接液化方法中的选剂和配浆输煤方法的限制，以灵活调整反应过程的最佳剂煤比和降低剂煤比，提高过程操作灵活性和经济性，这要求提出一种近乎不使用溶剂油的输煤方案用于输送至少部分煤粉。

本发明所述配输煤浆剂煤比，指的是煤浆进入高压系统的起始位置(通常是煤浆泵排出口位置)时，所具有的剂煤比，是衡量煤浆配制方法的效率高低的指标，通常希望剂煤比合理降低(即煤剂比合理提高)，以降低溶剂油用量。这种溶剂油被称为配浆溶剂油。

本发明所述煤加氢直接液化反应剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值，是衡量煤液化工艺的溶剂油效率高低的指标，通常希望反应剂煤比合理降低，以降低反应过程溶剂油用量。力图合理降低该指标，是本发明的第一任务。这种溶剂油被称为反应溶剂油。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程的总体反应煤剂比，指的是进入反应过程参与反应的煤粉与进入反应过程参与反应的总常规液体烃的重量比值，在数值上，反应煤剂比是反应剂煤比的倒数，力图合理提高该指标，是本发明的第一任务。

本发明所述煤加氢直接液化反应液相剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的存在于液相中的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值，是衡量煤液化工艺的核心反应即液相加氢反应过程的溶剂油效率高低的指标，通常希望反应剂煤比合理降低，以降低溶剂油用量；反应液相剂煤比，存在下限值，低于该下线值操作，将突变性地导致反应条件恶化，将引发明显的重质烃如沥青烯、前沥青烯的热缩合反应，降低煤液化可蒸馏油收率，缩短操作周期。这种溶剂油被称为液相反应溶剂油。

在煤加氢直接液化反应过程，由于煤粉几乎全部存在于液相中，而煤浆溶剂油总是会部分地汽化进入气相中，因此，在煤加氢直接液化反应过程，反应液相剂煤比总是低于反应剂煤比；在其它条件不变的条件下，溶剂油中的低沸点烃越多，则反应液相剂煤比、反应剂煤比二者的差额越大。

考虑到煤加氢直接液化反应过程的反应器的入口操作温度、出口操作温度相差不大(在420～490℃区间，温差通常低于100℃)，均属于高温操作状态，在氢气存在条件下(如混合原料氢气后)，能够汽化的溶剂油组分已经被气提汽化进入了气相中而无法参与煤液化液相加氢反应，在常规的煤加氢直接液化反应工艺中，一方面蒸发的溶剂油通过、占用煤加氢直接液化反应过程的由反应器构成的主体反应空间RURD而降低反应器体积效率，另一方面，高压下高密度态的汽化态溶剂组分在煤液化高温热裂化温度条件下长时间接受热作用，必然发生部分热裂化反应而降低煤液化反应过程的总体液化油收率。

因此，合理地使汽化态溶剂组分不经过或少经过煤加氢直接液化反应过程的反应器内的反应空间RURD，即缩短接受热作用的时间，必然是提高煤液化反应过程效率的一种有效方法，本发明正式基于这一分析而提出的，本发明的目的是：在基本不改变现有配输煤浆技术的条件下，在反应器正常操作许可的前提下，最大程度地扩大配输煤浆剂煤比与反应剂煤比(其本质是反应液相剂煤比)的差额，提高煤加氢直接液化反应器的体积效率、减少汽化态溶剂油的热裂化负反应数量。这样，需要改变常规简单化的煤浆输送概念即煤浆直接全部进入煤加氢直接液化反应过程，即需要增加一个煤浆溶剂油轻组分的汽化、分离、特殊输送过程，然后将包含煤粉的剩余浆料输入煤加氢直接液化反应过程。

按照本发明设想，进入反应过程参与反应的总体常规液体烃数量，可以不等同于配浆输送煤粉进入高压系统过程使用的配浆溶剂油数量，实际上，本发明的目的是，使进入反应过程参与反应的总常规液体烃数量明显少于输送煤粉进入高压系统过程使用的配浆溶剂油数量；换句话说，输送煤粉进入高压系统过程使用的配浆溶剂油在进入反应过程RU之前部分地通过其它途径TOJING脱离了进入反应过程RU的煤浆物料而没有进入反应系统，从向反应过程输煤的效果上讲，一部分进入煤液化反应器的煤粉没有携带溶剂油，从避免溶剂油热裂化的角度讲，即相当于没有使用配煤输煤溶剂油；很明显所述的其它途径TOJING暗示的一种方式是汽化蒸发，同样地很明显，所述在其它途径TOJING汽化蒸发的配浆溶剂油一定是低沸点烃组分KC，同样地很明显，将包含低沸点烃组分KC的气体冷凝后可以得到液态的低沸点烃组分KC，并且可以用作配浆溶剂油从而实现短回路循环。

以下分析煤加氢直接液化反应过程的不同位置对供氢剂的需求。

众所周知，煤加氢直接液化反应过程，一般要经历煤的热解、加氢和进一步分解等过程，最终成为稳定的可蒸馏的液体分子。煤的热解过程，要将煤转化为液体，必须破坏煤的大分子结构，使其分解为适合进一步加工的尺寸。所以，煤直接液化的第一步就是破坏煤的大分子结构。由于直接液化原料煤的大分子结构中，连接基本结构单元的桥键强度较弱，当施加外作用力超过桥键的强度时，连接基本结构单元的桥键会发生断裂，分解为自由基碎片，由于这一过程一般是通过提高温度来实现，通常称之为热解。在热解过程中，煤是被加在循环溶剂中制成煤浆后来参与反应的，所以煤在热解的同时，也会发生溶解等物理反应。不同的工艺可能将氢气与溶剂一起使用，有的可能使用催化剂。这一步的工艺条件相差很大，温度通常为370～470℃，压力通常为15～30MPa。

煤热解产生的自由基，易发生聚合反应。溶剂在该步骤中的作用相当重要，它以两种途径减少聚合反应。第一种途径是它在物理上将反应产生的自由基碎片在溶剂中分开。因此，这种溶剂对重质芳香物的溶解性能要好。第二个途径是释放氢给自由基，使其成为稳定分子。该途径适合溶剂中含有稠环芳香烃结构的分子。溶剂中部分加氢的芳香烃可以向反应性高的自由基碎片转移和提供氢，氢化溶剂中提供的氢的反应活性比气态氢要高许多。在高压催化体系中，一般认为气相氢是通过与溶剂反应再转移至煤的。加氢程度合适的溶剂中的氢反应活性很高，因此始终保证溶剂中含有活性氢非常重要。

煤的热解过程虽然伴随着煤的溶解，但是煤的热解还是该阶段的主要反应。煤与溶剂加热到250℃附近时，煤中就有一些弱键发生断裂，可产生小分子产物。当加热温度超过250℃进入到煤液化温度范围时，发生多种形式的热解反应，煤中的不稳定的键开始断裂，如羰基键、羧基键、醚键、硫醚键、亚甲基键、低键能的氢碳键。

在煤热解过程中，煤的溶解现象同时发生，这里所指的煤的溶解现象是不包括热解自由基碎片的溶解，是煤本身的物理溶解现象。煤的溶解现象可用煤的两相结构模型解释，大分子网络为固定相，镶嵌在其中的小分子则为流动相。

煤加氢直接液化反应过程中的加氢裂化过程，包含两个含义，一是热解产生的亚稳定自由基碎片通过加氢变成稳定分子，二是将裂化产生的大分子产物进一步加氢裂化成小分子。热解反应过程中产生的物质仍含有大分子。如果把可蒸馏液体作为最终产品，这些分子必须通过加氢裂化来降低分子尺寸。加氢裂化还有另外一个作用，即脱出不成比例的硫和氮。

加氢裂化反应可以与煤的热解反应在同一反应器中进行，或者作为独立的操作步骤。在第一种情况下，可以使用价廉的可弃性铁系催化剂或载体金属催化剂。第二种情况通常使用载在氧化铝上的金属催化剂。

煤的大分子中的弱键在加热到一定的温度后发生断裂，产生了以煤的结构单元为基础的小碎片，并在断裂处带有未配对的电子，这种带有未配对电子的分子碎片在化学上称为自由基，它的相对分子量范围为300～1000。借助于现代大型分析仪器一电子自旋共振仪可以测得煤热解产生的自由基浓度。自由基带的未配对电子具有很高的反应活性，它有与邻近的自由基上未配对电子结合成对(即组成共价键)的趋势，而氢原子是最小、最简单的自由基，如果煤热解后的自由基碎片能够从煤基质或溶剂中获得必要的氢原子，则可以使自由基达到稳定。从煤的基质中获得氢的过程实际上是进行了煤中氢的再分配，这种使自由基稳定的过程称之为自稳定过程。从溶剂分子身上获得氢原子称之为溶剂供氢。溶剂中某些部分氢化的多环芳烃很容易释放出氢原子，如9，10-二氢蒽中9，10位上的碳氢键键能也不太高，在反应温度下容易断裂释放出2个氢原子而自身又成为蒽分子，这种具有向煤的自由基碎片供氢能力的溶剂称为供氢溶剂。

如果煤的自由基碎片得不到氢原子而它的浓度又很大时，这些自由基碎片就会相互结合而生成相对分子量更大的化合物或者生成焦炭，这种现象在煤液化的初期反应阶段很明显，因为煤自由基碎片浓度很高。

自由基稳定后的中间产物相对分子量分布很宽，相对分子量小的是馏分油，相对分子量大的称为沥青烯，相对分子量更大的称为前沥青烯，前沥青烯可进一步通过加氢分解成相对分子量较小的沥青烯、馏分油和气体。同样沥青烯通过加氢可进一步生成馏分油和烃类气体，通常将煤直接液化的反应称为平行串联反应。

当煤液化反应在氢气压力气氛下和催化剂存在时，氢气分子被催化剂活化，活化后的氢分子可以直接与稳定后的中间产物分子反应，这种反应称为加氢。加氢反应再细分类别则有芳烃加氢饱和、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化等。

加氢催化剂的活性不同，或加氢条件的苛刻度不同，加氢反应的深度也不同。在煤液化反应器内，仅能完成部分加氢反应，煤液化产生的一次液化油还含有大量芳烃和含氧、硫、氮杂原子的化合物，必须对液化油进一步加氢才能使芳烃饱和及脱出杂原子，达到最终产品--汽油、柴油的质量标准，第二步的再加氢，通常称为液化油的加氢提质。

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，该煤液化项目包含煤加氢直接液化反应过程RU、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，总物料平衡中石脑油产品数量远低于柴油馏分数量，也就是说主产品是柴油馏分，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，182页至188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。

大量实验证明，适合于煤液化的常规原料煤，以煤液化率达到90％为目标，在加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段，即完成了煤的大部分热解任务和自由基稳定任务，煤液化率通常可以达到50～75％，通常消耗掉总耗氢的40～60％，随着煤加氢直接液化反应过程的时间延伸，可热解的煤的有机质的数量越来越少，因此煤一次热解自由基碎片的浓度越来越低，煤热解碎片稳定物转化所得稳定分子越来越多，可以充当供氢溶剂的物质越来越多，这样，与煤加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段的供氢溶剂数量相比，后期阶段的供氢溶剂数量出现了相对的富余，为了提高供氢物质的利用率，可以将煤加氢直接液化反应过程RU的固体浓度远低于进料煤浆固体浓度的中间液相产物或最终液相产物，作为进料煤浆稀释剂使用，以顺流或逆流返回方式提供某路进料煤浆在煤加氢直接液化初期反应过程中需要的部分供氢溶剂，也就是说，是一种实现高浓度煤浆即稠煤浆的煤加氢直接液化初期反应过程的经济方法，这样的煤加氢直接液化反应过程的高浓度煤浆的有效进料方法，将具有重大的经济价值。实际上，使用液体产物强循环式反应器，就是一种有效的二次使用溶剂油或供氢溶剂油的方式。

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，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂∶煤粉＝54.95∶45.05，多年的生产实践表明，在其使用的高效煤液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为长周期生产停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用的供氢溶剂油的数量较多，而造成供氢溶剂过剩或利用率低下的原因，不是因为煤加氢直接液化反应过程中的本征需求，实际上主要是因为煤浆配输送过程、加热过程的其它限制性要求，导致溶剂油或供氢剂用量过多。

以下分析现有常规煤浆配置和输送方法，该方法通常包括煤加氢直接液化反应过程的煤浆的增压、加热、输送过程的压力降影响因素，分析稠煤浆的加热、输送方法及特点。

常规的煤浆输送进入煤加氢直接液化反应器的过程PMS，是单一煤浆浓度的增压、加热、输送过程，加热过程可以使用氢气物料。过程PMS包括加压和升温过程，通常将煤浆升温至330～450℃后进入RU，这样煤浆必然经历煤粉溶胀导致的煤浆粘度快速增加的过程，导致稠煤浆输送压差过大而无法输送，也就是说，煤浆浓度与煤浆预热温度之间存在耦合制约，而为了提高煤浆的煤浓度上限，就必须控制煤粉的热溶胀程度，即控制煤浆进入煤加氢直接液化反应器的沿途过程的操作温度、停留时间、流速、路径长度。

对于一定的原料煤和溶剂油混合配制的油煤浆，油煤浆粘度随煤浓度、煤浆温度的变化趋势，煤浆加氢直接液化过程反应时间、反应停留时间对液化率、液化油收率的影响趋势，存在一定的普遍规律，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化》，33页至38页；②检索用图书编码：ISBN编码：978-7-122-02151-9；③编著：吴春来；④出版社：化学工业出版社。

关于一定原料煤制备的油煤浆，其粘度随配浆溶剂油、煤浓度、煤浆温度的变化，存在一定的普遍规律，从理论上讲，煤浆浓度对液化反应的影响应该是浓度越稀越有利于煤热解自由基碎片的分散和稳定，但是为了提高煤液化反应器的空间效率，煤浆浓度应尽可能提高。试验研究证明，高浓度煤浆在适当调整反应条件的前提下，也可以得到较高的液化油收率，甚至比低浓度煤浆的液化油收率还高。其原因在于，煤浆浓度提高后，在液化反应器的液相中溶剂的成分减少(这样其裂解造气反应减少)，而煤液化产生的重质油和沥青烯类物质含量增加且停留时间延长，更有利于这些中间产物进一步加氢反应生成可蒸馏油。

在煤加氢直接液化工艺的煤浆输送方法中，选择煤浆浓度必须考虑煤浆的输送和煤浆预热炉的适应性。

对于煤浆的输送，首先要考虑煤浆能配制成多高的浓度，它取决于高压煤浆泵泵送煤浆所允许的煤浆粘度范围。煤浆浓度过稀，煤的颗粒在煤浆管道内容易沉降，在高压煤浆泵的止逆阀处容易沉积、造成煤浆泵工作故障。煤浆浓度过高、造成煤浆粘度过高，煤浆在管道内流动的阻力增大，使煤浆泵输送功率增大，也使得煤浆泵不能正常工作。通常，煤浆的粘度在50～500mPa·s范围内才能正常工作。

煤浆粘度与煤浆浓度有直接关系，也与煤的性质和溶剂的性质以及配制煤浆的温度有关。

在相同煤浆浓度下，不同煤种的煤浆粘度也有所不同，其原因是煤的毛细孔有多少之分，如果煤的毛细孔发达，溶剂分子进入了煤的毛细孔内，实际上不但使煤的颗粒发生溶胀，还使煤颗粒之间的溶剂数量减少，两方面的作用使煤浆粘度增加。

煤浆粘度与溶剂性质也有关系，溶剂粘度越高，配制的煤浆粘度也越高。溶剂流程越轻，则溶剂粘度越低，煤浆的粘度也越低。用加氢溶剂比用未加氢溶剂时煤浆粘度低。某些工艺采用煤加氢直接液化反应产物的高温分离器粗油直接作为循环溶剂，则粘度更高，所以这些工艺的煤浆浓度就不能提高，甚至低于40％。

煤浆粘度在煤浆温度升高的过程中也不是永远下降的，当煤浆温度升高到煤颗粒热解温度(250～310℃)时，由于发生了煤的溶胀、塑化而使煤浆成为胶质体，煤浆粘度会有所增加，这种现象烟煤更为突出。此温度范围正处于煤浆在预热炉管内的升温阶段，煤浆粘度的增加，不但增加流动阻力，还降低煤浆加热管的传热系数，产生的不利影响是炉管的壁温升高。另外。在煤浆加热炉管进口处加入一路循环氢气，以增加管内的流动速度，使煤浆在管内的流动状态保持湍流状态，从而提高传热系数。

上述分析说明，常规工艺中，高浓度煤浆的输送过程的压力降，主要来自煤浆加热炉的长距离加热炉管，且通常煤浆加热炉的长距离加热炉管内出现粘度高峰阶段。换句话说，如果能够缩短甚至消除煤浆加热炉的炉管(这需要降低煤浆的加热温差)，或者缩短甚至消除加热炉管内粘度高峰阶段的路径长度(这需要泵出口煤浆输送短距离即与低粘度高温热物流直接混合，并经过短距离输送即进入煤加氢直接液化反应器)，则可以有效降低煤浆进入煤加氢直接液化反应器的输送过程的压力降，从而为稠煤浆的输送创造条件。

然而上述方法并不能从根本上解决煤粉的输送问题，因为煤浆中煤的浓度存在上限值，而过高的增加煤浆的煤浓度，会使煤浆加热过程复杂化，也存在一定的煤浆加热炉炉管出口温度超高的风险，会对长周期操作带来风险。

以下分析煤加氢直接液化反应过程对溶剂油的要求以及现行溶剂油在煤加氢直接液化反应过程的作用，从而提出本发明设想。

现行的加氢直接液化反应过程，使用的溶剂油是常规沸程为200～530℃的烃类，可以大体划分为常规沸程为200～230℃的轻质烃类、230～280℃的轻质烃类、常规沸程为280～350℃的中质烃类、常规沸程为350～530℃的重质烃类；按照它们在加氢直接液化反应过程中的相态变化分析如下：

①常规沸程为350～530℃的重质烃类，通常不会汽化，是煤加氢直接液化过程的基本液相组分，也是最理想的液相组分；

②常规沸程为280～350℃的中质烃类，在初期反应过程会少量汽化，在操作温度高的后期反应过程会部分汽化，是煤加氢直接液化过程的重要液相组分，是供氢功能优良的溶剂油；

③常规沸程为230～280℃的轻质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会部分汽化，在操作温度高的后期反应过程会大部分汽化；因此，常规沸程为200～280℃的轻质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它并不全是反应过程液相组分；

④常规沸程为200～230℃的轻质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会大部分汽化，在操作温度高的中后期反应过程会几乎全部汽化；因此，常规沸程为200～230℃的轻质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它不是的反应过程液相组分，因此，不需要它具有良好的供氢能力。

从以上分析可以看出，现行的煤加氢直接液化反应过程使用的溶剂油中的低沸点烃比如常规沸程为180～280℃的烃类，不应该通过煤加氢直接液化反应过程，但是需要保留其配输煤粉的功能；对于不通过煤加氢直接液化反应过程的溶剂油组分而言，不需要使用成本高昂的供氢溶剂。

至此，已经提出了本发明的基本原则：缩短或消除轻质烃类溶剂油KL甚至沸点较低的中质烃类溶剂油通过煤加氢直接液化反应过程的伴随反应时间，将煤粉携带输送到煤加氢直接液化过程RU(最好是初期反应过程RUA)的含浆料物流中，然后KL汽化进入气体气相MIXST01-V中脱离反应过程，剩余浆料进入或反应过程；也就是说，设法保留溶剂油的配煤浆使煤粉浆态化的分散液功能、通过煤浆泵携带煤粉加压的流体输送功能、通过加热器的流体输送功能，同时隔断其进入反应器的通道，即可实现本发明的目的；冷凝气体气相MIXST01-V回收得到的轻质烃类溶剂油KL，可以循环使用，如此可以构成不通过煤加氢直接液化反应过程RU的反应器的用低沸点烃配输煤粉的短回路，很明显轻质烃类溶剂油KL不必使用供氢溶剂油，使用煤加氢直接液化反应过程自产的轻质烃类馏分即可，且本发明许可使用更多的低沸点配浆溶剂油；与现有的煤加氢直接液化工艺的配输煤粉方法相比，至少具有如下优势：

①减少了通过煤加氢直接液化反应过程RU的反应器的溶剂油的循环量，可以减少部分的溶剂油的热裂化负反应，减少液体烃损失，相对而言可以提高总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；

②由于避免了对过量反应溶剂油的使用，在保证合理高的煤液化转化率的同时，减少了溶剂油过度热裂化，循环过程的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量会变得相对充分甚至过剩，且循环溶剂油的平均沸点会相对趋于变高，即循环溶剂油形成数量充分、沸程相对较高的合理状态，不需要外部供应溶剂油，事实上这种情况已经在工业装置上的低煤转化率工况得到验证(降低反应温度、降低了油品热裂化率)；

③由于避免了对过量反应溶剂油的使用，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的规模，相应大幅度降低所述系统的能耗；

④由于避免了对过量反应溶剂油的使用，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度降低氢气成本。

本发明的基本设想是：浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，用于煤加氢直接液化反应过程RU时，在混合分离输送过程MIXST01，含低沸点烃KC的配浆溶剂油KL配制出的煤浆KMJ最好与含浆料物料比如RU初期反应过程RUA的浆液产物接触混合传递煤粉得到浆液MIXST01-L，MIXST01-L进入反应过程RU的第一反应器完成煤粉输送，KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中以不通过反应器的方式去回收系统；回收气相MIXST01-V得到的含低沸点烃KC的窄馏分油可作为溶剂油KL循环使用；可实现部分液化反应原料煤粉的无溶剂输煤效果，可灵活调整和降低最佳反应剂煤比，提高过程经济性。

在常规气液并流式煤加氢直接液化反应过程，后期反应段排出的高温热物流进入热高压分离器之前，通常，必须使用急冷物料对其降温冷却，导致后期反应段反应热，在损失能级的同时，必须使用急冷物料的循环系统，第一方面循环系统增加投资，第二方面因为循环急冷物料的循环增压能耗和热能损失，第三方面，急冷油会部分地作为热高压分离器的热高分油通过热高分油降压阀，并在降压过程汽化为气体，然后在热低压分离器中进入热低压分离气中，经过冷凝过程得到冷凝液，冷凝液经过加压泵增压后作为急冷液循环使用，这一个过程，增加了热高分油降压阀的气蚀性磨损，缩短了降压阀寿命。而本发明的低沸点配浆溶剂油，不会在这一过程发生相态转换(由气相液化为液相)释放大量热量，因此，可以改善相关操作，第一方面可以降低急冷物料的循环量，第二方面可以降低循环急冷物料的循环增压能耗和热能损失，第三方面，不会以液料形式作为热高压分离器的热高分油通过热高分油降压阀，因此，相对的降低了热高分油降压阀的气蚀性磨损，利于延长了降压阀寿命。

在本发明中，也可以在热高压分离器中对热高分油进行热氢气气提汽化出更多的低沸点烃，然后，用冷却的方法，比如用来自中温高压分离器或低温高压分离器冷却液这样的不含固体或固体含量低的循环液喷淋冷却热高压分离气，可以在回收低沸点配浆溶剂油KL的同时实现热高分气的脱固体过程，得到含固体的冷凝油，这些冷凝油与排出最终液料反应产物的后端气液分离罐根本就不在一个容器内，因此，不可能增加固含量高的后端热高压分离器的热高分油降压阀的气蚀性磨损，这也是本发明的一个优点。

在实施本发明的煤加氢直接液化反应过程中，有3类物料携带的反应热可以被回收，并且在使用2个反应段的有氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法中表现的最为充分：

①第一反应段浆液产物，携带的第一反应段的反应热，可以加热第二反应段的氢气进料；

②第一反应段气体产物，携带的第一反应段的反应热，可以加热第一反应段的部分(通常是少部分)进料煤浆；

③第二反应段气体产物甚至还包括部分浆液产物，携带的第二反应段的反应热，可以加热第一反应段的部分(通常是多部分)进料煤浆。

本发明，可以组合应用其它技术，如增加高分气的液体洗涤的步骤、增加氢气BH气提热高分油的脱轻组分的步骤，对形成加氢生成油的热高压分离区，可以使用向热高分油净产物中注入稀释油降低固体浓度的步骤、向热高分油净产物中注入冷却油降低其温度的步骤等。

本发明，可以通过变化各段加氢反应过程的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的碳氢物料如油品或碳氢粉料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺。本发明，也可用于煤油共炼过程。

当然，可以将煤加氢直接液化反应过程RU(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入煤加氢直接液化反应过程RU二次循环使用，可以用作配煤浆用溶剂油，可以进行循环热裂化。比如，可以将RU的生成油中的柴油(常规沸点介于260～330℃的馏分油)和或蜡油(常规沸点介于330～530℃的馏分油)返回RU循环裂化，以多产石脑油。

当然，可以将RU(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入供氢溶剂的生产过程MR转化为供氢溶剂二次使用。

事实上，在早期德国采用IG工艺运转的煤加氢液化装置中，配浆溶剂油为重质油，1份煤与1～1.5份循环溶剂混合制成煤浆煤浆；后期的改进工艺中，使用中油(常规沸程为200～330℃)：重油(常规沸程为330～470℃)的重量比例为40∶60的配浆溶剂油，很明显，这种输煤浆方法，无法实现本发明的效果。

在EDS煤加氢直接液化工艺中，配浆溶剂全部是供氢溶剂，供氢溶剂的沸点范围约为200～460℃，供氢溶剂中80％的组分的常规沸程为200～370℃。

中国神华鄂尔多斯煤制油分公司投产运行的100万吨/年煤加氢直接液化装置，配浆溶剂油全部使用煤液化生成油馏分油加氢稳定后得到的供氢溶剂油，供氢溶剂的常规沸程约为200～530℃，配浆剂煤重量比为1.22∶1.0，基本不含常规沸程低于200℃的组分。但是，这种输煤浆方法，也无法实现本发明的效果。

很明显，本发明相当于把煤粉的输送任务分为2部分，第一部分目的是输送全部或绝大部分的参与反应的溶剂油(高沸点溶剂油)同时输送部分煤粉，这一个任务用常规煤浆配置和输送方案完成，这样兼顾反应系统热平衡的需要；第二部分目的是用本发明方法灵活输送剩余煤粉；2种方法共同使用，来满足反应过程的动力学要求(控制必要的固体浓度、控制液态热载体数量、降低循环溶剂油数量)，因此，灵活性、精准程度将大幅度提高。在充分利用必需的溶剂油的加热、稀释、供氢能力的前提下，可以大幅度降低配煤浆用供氢溶剂油的比例，本发明可以把反应过程的总体原料的煤粉/(煤粉+供氢溶剂油或高沸点溶剂油)的比例，提高到55～65％甚至更高的水平。本发明的效果，是现有煤加氢直接液化工艺无法做到的，可大幅度提高过程经济性。

迄今为止，所有的煤加氢直接液化工艺的溶剂油配输煤方法，都是把煤加氢直接液化反应过程的原料加热温度这样一个涉及反应过程热平衡的问题，与煤浆浓度这样一个直接影响反应过程反应速度、溶剂效率的动力学问题，以及反应液相剂煤比这样一个溶剂油效率问题，耦合或纠缠在一起而无法实现各自的自由独立控制，或者说无法实现各变量的一定宽范围的自由调节、控制，而被煤浆加热这样一个输入热能的物理过程所制约，这必然导致前述的过多使用供氢溶剂油或高沸点溶剂油(二者均属于高成本溶剂油)而带来的缺点，这说明需要一种有效的解耦技术。

从相态转换角度讲，本发明实质上是将一个低沸点液料煤浆在另一个高温高沸点液料煤浆中分离为待回收气相烃和煤粉的过程，但是分离出的煤粉同时被高沸点液料接触、混合、携带流动成为煤浆或料浆，避免了极高浓度煤浆或干煤粉相的生成和聚集，从而完成了煤粉从第一次输煤溶剂液相到第二输煤溶剂液相的传递，因此，在许多情况下，本发明也可称之为“煤粉在浆液之间转移的接力式输煤方法”。

事实上，液体输送固体粉料、气体输送固体粉料的方法早已实现普遍应用，但是，迄今之前，本发明这种将液体输送固体粉料、粉料在液相间传递、第一输煤溶剂回收反应热汽化进入气相后离开输煤的煤浆液相，然后回收气相得到第一次输煤溶剂的液相循环使用的方法，为何没有被人提出？其中的一个原因可能是，在常规气液并流式煤加氢直接液化反应过程，这需要至少增加煤加氢直接液化初期反应产物的热高压分离罐系统、热高分气洗涤脱尘系统、热高压分离罐液相的返回反应系统的加压系统等，而这是以假定脱尘气体与煤加氢直接液化最终反应产物的热高压分离罐气体联合回收为前提而言的，这样导致高温高压系统过于复杂、投资大。

然而，本发明人已经发现，在所述煤加氢直接液化反应过程，优化“反应液相剂煤比”具有重大经济价值，而现有煤加氢直接液化技术并未出现这一概念，因而也没有提出相应的解决方案。事实上，本发明人正是在明确“反应液相剂煤比”这一概念的同时，提出了本发明。为了优化“反应液相剂煤比”，提出本发明是一件自然而然的事件。

对于含有至少2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，使用本发明人提出的液料串联、氢气并联操作的反应方式，或者使用本发明人提出的液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应方式，必须使用煤加氢直接液化初期反应产物的热高压分离罐系统、热高分气洗涤脱尘系统、热高压分离罐液相的返回反应系统的加压系统等，这样，实施本发明“浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法”几乎不增加新的系统，因此本发明的出现已经成为必然，二种工艺的组合使用，形成了集成度更高的煤加氢直接液化反应过程。

事实上，本发明人正是在提出“反应段间氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法”的同时，提出了本发明；采用本发明的煤加氢直接液化反应过程RU，在输送等量煤粉条件下可以降低反应液相剂煤比约10～30％甚至更多，或者说在使用等量高沸点溶剂油或供氢溶剂油的条件下可以多输送煤粉约10～30％甚至更多，从而大幅度提升工艺过程的经济效益。

组合使用本发明“浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法”与“反应段间氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法”，所构成的煤加氢直接液化集成工艺，对现有的煤加氢直接液化工艺，具有压倒性的技术经济优势，本发明人称之为第四代煤加氢直接液化工艺。

本质上讲，本发明纠正了传统气液顺流(并流)式煤加氢直接液化反应方法形成的“配输煤浆剂煤比等同于液化反应剂煤比”这一概念中包含的部分错误，进而自然地提出了一种降低反应剂煤比的方法。

因此，本发明“浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法”，是接近理论极限的有操作可行性的有输送溶剂油、无反应溶剂油的部分煤粉配浆输送方法，低沸点溶剂油KL作为配浆溶剂即第一输煤溶剂使用，把煤粉送入高压系统后传递给其它浆料，将进入或返回反应过程的浆料作为接力性第二输煤溶剂使用，能大幅度减少进入煤液化反应器的溶剂油量，从而克服现存工艺的结构性缺陷，因此，本发明的商业价值巨大，其出现是必然的，或可称之为第四代煤加氢直接液化工艺的一块奠基石。

以中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的产油100万吨/年的100万吨/年煤加氢直接液化装置为例，如果减少15～20％的溶剂油通过煤加氢直接液化反应器，按现有配浆剂煤重量比为1.22∶1.0计算，相当于降低反应剂煤比(重量比)0.183～0.244，相当于50％液化油收率的煤液化油的0.366～0.488倍的溶剂油，按照热裂化过程的常规气体产率约5％计算，相当于煤液化油重量收率相对降低了1.83～2.44％，对于100万吨/年煤加氢直接液化装置而言，油品损失1.83～2.44万吨/年，另外增加了氢气消耗。

本发明，低沸点配浆溶剂油KL，它可以是不同于现行配煤浆溶剂油中的低沸点组分，如100～200℃或者常规沸程为150～200℃的轻质烃类。。

本发明，低沸点配浆溶剂油KL，他通常使用成本更低的非供氢性溶剂比如循环使用煤加氢直接液化反应生成油中的常规沸点低沸点组分，如100～280℃或者常规沸程为150～230℃的轻质烃类。

本发明的使用，可以在不改变现有的煤浆配制和增压输送技术的前提下完成，因此，是一项独立的煤液化反应器进煤浆技术。

与本发明类似的技术方案未见报道。

实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，低沸点溶剂组分KC，可以与部分或全部高沸点溶剂组分HC混合作为配浆溶剂油，也可以独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油。

低沸点溶剂组分KC，独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油时，与高沸点溶剂组分HC的配浆过程相比，其操作温度通常会降低以降低挥发、增大液相粘度，配制的煤浆的煤浓度通常会低一些。

实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，低沸点溶剂组分KC配制的煤浆，可以与其它煤浆同步或不同步参与反应，比如，低沸点溶剂组分KC配制的煤浆，可以与其它煤浆的中间反应产物混合后联合反应，从而缩短低沸点溶剂组分KC在反应过程的停留时间。

本发明可以应用在各种流程的煤加氢直接液化反应方法中，比如用于常规的液气并流串联反应过程，用于液料串联、氢气跨流操作的反应过程，用于液料串联、氢气并联操作的反应过程，用于液料串联、氢气逆流操作的逆流式反应过程。

本发明结合煤加氢直接液化反应过程使用的原料、产品，提出了具体的流程，也暗示(暗含)了可能的潜在的流程方式。

因此，本发明的第一目的是提出浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，输送的固体料可以是煤粉、催化剂，碳氢粉料可以是煤、废塑料、废橡胶等。

本发明第二目的是提出浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，反应过程可以使用供氢溶剂油。

本发明第三目的是提出浆料汽化溶剂后进入反应器的2段或多段碳氢粉料加氢直接液化方法，反应过程使用氢气并流操作的反应方法。

本发明第四目的是提出浆料汽化溶剂后进入反应器的2段或多段碳氢粉料加氢直接液化方法，反应过程使用氢气逆流操作的反应方法。

发明内容

本发明浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢粉料配浆过程MIX10，用碳氢粉料KS、含低沸点烃KC的烃液KL和可能添加的其它物料，配制出油粉浆KMJ；

基于油粉浆KMJ的物料KMJ-TORU，进入混合分离输送过程MIXST01；

(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中进行氢粉料加氢直接液化反应；

浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应过程的反应器反应空间的体积为KRV；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工浆液MIXST01-L的同时，可能加工其它油粉浆NMJ物料；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在存在氢气、液相烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行碳氢粉料加氢直接液化反应RUR，浆料MIXST01-L和可能存在的其它碳氢粉料NMJ进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化反应RUR转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物RUP；回收最终加氢反应产物RUP；最终加氢反应产物RUP，为1路或2路或多路物料。

本发明，通常的操作目标是：

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应器的反应空间的体积为K900V；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气相MIXST01-V不通过碳氢粉料加氢直接液化反应器或仅经过体积为K700V的碳氢粉料加氢直接液化反应器的部分反应空间后，进入回收系统SYS100；

气相MIXST01-V通过的反应空间的体积K700V，小于浆料MIXST01-L通过的反应空间的体积K900V。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，碳氢粉料KS可以选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②塑料粉；

③橡胶粉；

④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。

本发明，在碳氢粉料配浆过程MIX10，用含低沸点烃KC的烃液KL与碳氢粉料KS配制出油粉浆KMJ，所述低沸点烃KC可以选自下列烃类中的1种或几种：

①常规沸点低于150℃的常规液态烃；

②常规沸点为150～200℃的常规液态烃；

③常规沸点为200～250℃的常规液态烃；

④常规沸点为250～300℃的常规液态烃。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，存在的固体可以选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②催化剂固体颗粒；

③硫磺粉；

④烃油结焦物载体半焦颗粒；

⑤塑料粉；

⑥橡胶粉；

⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列工艺过程中的1种或几种：

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项2，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项5，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项6，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项7，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；

选项9，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项10，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；

选项11，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项12，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。

本发明，通常，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，其中反应段之间存在浆料的串联流动，以浆料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，可以选自下述方式的1种或几种：

①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：

①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；

②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；

③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；

④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；

待脱气浆料，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，物料BS可以选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，物料BS可以选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流，为油粉浆或和氢气；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，油粉浆KMJ与物料BS接触混合分离为气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①在管道或管道的混合器中混合，然后在分离器中进行气液分离；

②在接触分离器中混合、分离，混合、分离次数是1次或2次或多次；

③在反应器的后半程反应空间中混合，然后在反应器产物分离过程中进行气液分离。

本发明，混合分离输送过程MIXST01，与产生混合物料BS的步骤，可以在一台组合设备中进行。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少接触1次，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

本发明，可以设置分离过程S100、分离过程S200，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少进行1次接触1次分离，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10；

(5)在分离过程S200，气相S100-V冷凝降温后分离为气相S200-V和液相S200-L；

基于液相S200-L的烃液作为洗涤冷却液CWL进入分离过程S100使用。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL的接触分离操作方式，选自下列中的一种或几种：

①混合后分离，进行1次接触1次分离；

②逆流接触，进行2次接触和2次分离。

③逆流接触，进行多次接触和多次分离。

本发明，通常，(2)在混合分离输送过程MIXST01，至少一部分浆液MIXST01-L，通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的第一反应器的全部主体反应空间进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

本发明，一般，(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的反应器中进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

③气相MIXST01-V不通过主体反应空间RURD，进入回收系统SYS100；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

第一反应段的最后一台加氢反应器US1R9，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，反应器US1R9集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，反应器US1R9排出的气液固混相产物作为物料BS进入混合分离输送过程MIXST01使用。

本发明，一般，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，第一反应段的最后一台加氢反应器，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，其去向选自下列中的一种或几种：

①去第二反应段的反应步骤；

②去第一反应段浆液产物的气液分离器，分离为脱气浆液和气体；

③经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作第一反应段浆液产物；

④经过降压阀降压后，去分离回收系统。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气，分离回收过程SYS300，包氢气物料的氢气提浓过程H2UPU，H2UPU的工作方式选自下列中的一种或几种：

①使用膜分离工艺提浓氢气；

②使用PSA变压吸附工艺提浓氢气；

③使用深冷分离工艺提浓氢气。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

②在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、温高压分离过程MHPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在温高压分离过程MHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为温热高分气MHPS-V和温高分液料MHPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，温热高分气MHPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于温高分液料MHPS-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

③在分离回收过程SYS300，设置带气体冷凝收集步骤LCD的热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP先分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；热高分气RUP-THPS-V，在气体冷凝收集步骤LCD降温分离为冷凝液LCD-L和脱液气LCD-V；

在冷高压分离过程CHPS，脱液气LCD-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷凝液LCD-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

④在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

分离热高分液料RUP-THPS-L，得到烃液KL-BASE。

本发明，通常，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工油粉浆物料KMJ-TORU的同时，加工其它油粉浆物料NMJ，其工作方式选自下列中的一种：

①油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，混合后进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中；

②油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的同一个反应器的相同反应空间中；

③以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料KMJ-TORU的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料NMJ混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中；

④以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料NMJ的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料KMJ-TORU混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，油粉浆物料KMJ-TORU进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与碳氢粉料加氢直接液化反应，首先接触的其它含浆液物料，可以选自下列中的一种或几种：

①进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的其它油粉浆物料NMJ；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应中间产物；

④碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应最终产物。

本发明，通常，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部油粉浆原料进入第一反应段的反应过程中参与碳氢粉料加氢直接液化反应。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU时，煤粉的液化率：通常大于85％、一般为85～98％。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU时，可以同时掺炼非煤基重油FD；通常，重油FD的裂化转化率，大于90％。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，操作条件通常为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫、催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TA为0.5～4小时。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，通常，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS；

通常，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉RUSF的重量流率RUSF-W的比值为剂煤比K100＝(DS-W)/(RUSF-W)，K100为0.5～2.0；

通常，供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；

一般，供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。

附图说明

以下结合煤加氢直接液化反应过程的一些具体流程类型的流程图，来描述本发明，但是，它不能限定本发明的应用领域和流程形式。

本发明，所述一个反应段，至少包含一个煤加氢直接液化反应步骤和分离该反应步骤气液产物得到至少一个体积上主要由气相组成的含气物料和至少一个体积上主要由液料组成的含液物料的步骤；在所述一个反应段的反应步骤中，可以仅使用1台反应器，也可以串联使用2台或多台反应器。

本发明煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化反应器系统的工作方式和结构形式，至少可以选自下列选项中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项2，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项5，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项6，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项7，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；

选项9，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项10，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；

选项11，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项12，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。

对煤加氢直接液化反应过程RU而言，由于纯逆流工作方式的逆流反应器本身就具有对原料煤浆中轻组分的加热、气提效果，因此，本发明虽然可以与液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器组合使用，但是效果不显著，通常不特别推荐本发明与纯逆流反应器组合使用。

已知的使用气液逆流操作的加氢反应器的煤加氢直接液化反应工艺，有使用纯逆流反应器的Pyrosol工艺，该工艺由德国煤液化公司GFK开发，为两段煤液化工艺，第一段为煤加氢液化，第二段为液化残渣的加氢焦化，其流程和技术描述见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化》，121页至124页；②检索用图书编码：ISBN 978-7-122-02151-9；③编著：吴春来；④出版社：化学工业出版社

关于Pyrosol工艺，本发明认为，其公开的逆流反应器的具有重大价值的核心工艺特点之一，其实就是逆流反应器顶部进料煤浆与热氢气逆流操作所具有的低沸点烃汽化脱离反应过程这一功能，也可以说，本发明算是这种功能的一种变形应用方式。

对于煤加氢直接液化反应过程，反应器内设置的集液杯并使收集液通过循环泵加压形成液体产物循环操作的液体产物强制循环式悬浮床煤液化反应系统或沸腾床煤液化反应系统，是目前唯一被大规模工业装置成功应用的煤加氢直接液化反应器，同时它具有一项独特的优势，那就是利用液料和气相的密度差，在反应器顶部形成了液料与气相的相对分离；由于多个反应段之间穿行的物料不是最终产品，因此，气体物料夹带一定数量的液料或者液料夹带一定数量的气料是可以接受的，气体夹带液料且被夹带液料可以循环返回时可以视之为附加的液料循环，液料夹带一定数量的气料且被夹带气料可以循环返回时可以视之为附加的气料循环，只要操作稳定，就可以省去反应器间的热高压分离器，从而可以为构建新的流程创造条件。

对于煤加氢直接液化反应过程，反应器排出的最终产品，通常是气液混相物料，通常需要使用具有清晰分离功能的清晰分离罐，将气液混相物料分离为气体、液料分别回收；清晰分离罐，通常希望气体不含有固体，希望液料尽可能不含气泡。

从上述描述可以看出，由于在气液并流通过反应空间的反应器中无法组合进行气相清晰脱尘、脱液，所以必须使用1台具有清晰脱尘、脱液功能的气液分离器。使用前端气液分离器、后端气液分离器共2个气液分离器的必要性和作用，在应用本发明的设置2个反应段的氢气逆流串联利用的煤加氢直接液化反应过程中，表现的更为清晰，它也是最接近纯逆流反应器的最简单的流程。

对于本发明煤加氢直接液化反应方法而言，涉及各种可能的流程形式，比如反应过程包含1个或2个或多个反应段。

本发明煤加氢直接液化反应方法，可以含有至少2个反应段，其中反应段之间存在液料的串联流动，以液料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式，至少可以选择下述方式的1种或几种：

①液料串联、氢气顺流的气液并流串联反应过程；

②液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③液料串联、氢气并联操作的反应过程；

④液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应过程。

对煤加氢直接液化反应过程RU而言，最后反应段排出浆液产物的方式，至少可以选择下述方式的1种或几种：

①自最后反应段反应产物的气液分离过程排出，通常从热高压分离器下部排出；

②自最后反应段的最后反应器中排出，比如自纯逆流反应器底部液相区排出，自反应器内的集液杯经导流管排出；一次浆液产物，可以经过旋流分离步骤脱出至少部分气泡后成为一次脱气浆液产物。

本发明，为了提高油粉浆KMJ汽化脱出溶剂油的效率，可以根据需要多使用低沸点烃组分KC，这是不同于现有的煤浆配制溶剂油沸程的技术要求的特点，通常，以参与煤加氢直接液化反应的来自全部煤浆物料的全部溶剂油组分为基准，常规沸程低于200℃的常规液态烃KC的重量比例可以为5～50％；常规液态烃KC可以选自下列中的1种或几种：

①常规沸点低于150℃的常规液态烃；

②常规沸点为150～200℃的常规液态烃；

③常规沸点为200～250℃的常规液态烃；

④常规沸点为250～300℃的常规液态烃。

从以上操作目标可以看出，实现本发明目的方式至少有以下几种：

①使用热气体进行气提浓缩料浆的方法，热气体，可以是反应过程的气体进料或气体产品或专用气提气；

甚至可以是，产物热高分气在温高分器中脱出液体烃成为低沸点烃浓度低的相对干气，即得到温高分气体，然后利用温高分气体或加热后的温高分气体，用作气提气；

②使用热浆料的蒸发浓缩料浆的过程，热浆料，可以是反应过程的浆料进料或浆料产品；

③使用气液混相料或同时使用一个气体和一个液料热浆料，进行气提和蒸发浓缩料浆的综合过程，实质上是前述2种方法的综合运用；

④使用低含固热液料的蒸发浓缩料浆的过程，但是，在本发明中尽量避免。

对于本发明浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法而言，实现浆料中轻组分汽化的方式不受限制，具体方式很多，按照对应的混合物料BS的来源类型，至少可以选择下述物料的1种或几种：

(1)原料或正向流动物料：

①专用的氢气物料，可以具有气提功能功能，或者具有加热和气提双重功能；由于这些氢气来自新氢压缩机或和循环氢压缩机，属于正向流动物料；

②其它煤浆物料，可以具有加热功能；由于这些浆料来自煤浆泵，属于正向流动物料；

③含有氢气的其它煤浆物料，可以具有加热和气提双重功能；由于这些浆料来自煤浆泵，属于正向流动物料；

(2)反应过程中间产物或逆流物料：

④中间反应产物的热高分气物料，可以具有气提功能功能，或者具有加热和气提双重功能；它们来自上游反应器或和上游反应产物气液分离罐；

⑤中间反应产物的浆料物料，可以具有加热功能；它们来自上游反应器或和上游反应产物气液分离罐；

⑥含有氢气的煤浆物料，可以具有加热和气提双重功能；它们来自上游反应器或和上游反应产物气液分离罐；

(3)反应过程最终产物或逆流物料：

⑦最终反应产物的热高分气物料，可以具有气提功能功能，或者具有加热和气提双重功能；通常，它们来自最下游反应器或和最下游反应产物气液分离罐；

⑧最终反应产物的浆料物料，可以具有加热功能；通常，它们来自最下游反应器或和最下游反应产物气液分离罐；

⑨含有氢气的煤浆物料，可以具有加热和气提双重功能；通常，它们来自最下游反应器或和最下游反应产物气液分离罐。

对于本发明浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法而言，浆料汽化溶剂后进入反应器、气相输送的工作方式不受限制，具体方式很多，总体原则如下：

①浆料MIXST01-L通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的至少部分反应过程，浆料MIXST01-L进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与碳氢料加氢反应的位置，可以是任意的，因此，可以是上游或下游的任意一台反应器的任意位置；但是，为了保证煤粉的液化率，通常进入最上游反应器的起始反应的位置；同理，本发明主要描述浆料MIXST01-L进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最上游反应器的流程类型；

②气体MIXST01-V，最好离开反应过程去回收系统，但是不排除它们的其它任何合理的再利用方式，甚至是再次通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的部分反应过程的方式，但是仅允许其通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的部分反应过程而不是全部反应过程，并且其通过的反应器的反应空间的体积，小于浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应过程的反应器的反应空间的体积，即实现了至少相对缩短反应时间的目标。

对于本发明而言，对于2段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅2台反应器的不同结构形式的组合方式，至少有100多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多。

对于本发明而言，对于3段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅3台反应器的不同结构形式的组合，至少有1000多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多，几乎无法全部描述。

对于本发明而言，对于4段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅4台反应器的不同结构形式的组合，至少有10000多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多，已经无法全部描述。

对于本发明而言，对于多于4段反应过程的流程形式，采用穷举法列举其可能流程形式，则具体形式更是太多，已经无法全部描述。

如果考虑在上述主流程的基础上增加重要的附加工艺特征，如至少部分气体产物越过相邻上段反应段而逆流进入更上游反应段，如多段反应过程的某一下游反应段段含气产物独立回收而不参与氢气逆流串联操作，如至少部分液料产物越过相邻下游反应段而旁路进入更下游反应段，如多段反应过程的某一下游反应段液料产物返回上游反应段循环操作，等等，则采用穷举法列举其可能流程形式，则具体形式更是太多，已经无法全部描述。

因此，本发明采用工艺概念文字描述和典型工艺流程图描述的组合方式，尽可能全面地表达本发明的工艺原理、流程构造原则，进而以概括性概念性语言描述本发明的基本工艺原理、流程构造基本原则；按照这些原则，可以构造出任意合适的技术应用形式，尽管它们没有在本发明说明书中全部直接描述，但是已经以隐含的方式作出了描述。

按照本发明，在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中进行氢粉料加氢直接液化反应；

浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应过程的反应器反应空间的体积为KRV。

按照此原则，混合分离输送过程MIXST01的典型工作的方式，至少有以下几种：

①混合物料BS是反应过程的气相为主的气体进料如高温高压含氢气原料物料，与油煤浆KMJ接触混合，得到气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L，使油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气体MIXST01-V中，油粉浆KMJ失去部分溶剂成为浓缩的浆料MIXST01-L，浆料MIXST01-L的固体浓度高于“油粉浆KMJ和混合物料BS的浆液”的总体液料的平均固体浓度，这是一种气提浓缩料浆的过程；

②混合物料BS是反应过程的液相为主的浆料原料如其它高温高压煤浆物料，与油煤浆KMJ接触混合，得到气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L，使油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气体MIXST01-V中，油粉浆KMJ失去部分溶剂成为缩的浆料MIXST01-L，浆料MIXST01-L的固体浓度高于“油粉浆KMJ和混合物料BS的浆液”的总体液料的平均固体浓度，这是一种蒸发浓缩料浆的过程；

③混合物料BS是反应过程的反应区的含气相、含浆料的进料物料如反应器间流动的高温高压物料(下游反应过程区混相进料)，取出一部分该混相物料，与油煤浆KMJ接触混合，得到气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L，使油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气体MIXST01-V中，油粉浆KMJ失去部分溶剂成为缩的浆料MIXST01-L，浆料MIXST01-L的固体浓度高于“油粉浆KMJ和混合物料BS的浆液”的总体液料的平均固体浓度，这是一种蒸发浓缩料浆的过程；

④混合物料BS是反应过程的低固体含量的液料如混炼的重油，这种情况是极其少见的，因为通常可以用重油直接配制输送煤浆，但是，当重油属于经过加热炉于易热裂化和或热缩合结焦的油品时，可能会需要直接输送重油；或者混合物料BS是用于热高分气脱尘的洗涤油，这样不含尘的洗涤油转化为含尘洗涤油后，可以作为混合物料BS与油粉浆KMJ接触混合，甚至在不含尘的洗涤油再转化为含尘洗涤油的过程中的物料，可以作为混合物料BS与油粉浆KMJ接触混合；然而，均是含尘油品；

混合物料BS可以是反应过程的低固体含量的液料如急冷油品，在本发明中，这种情况是极其少见的，因为为了提高反应过程的煤剂比，本发明禁止使用不含煤粉的外供油品进入反应过程(如此会极大地降低煤剂比)；但是，这不能禁止反应系统内部形成短循环回路或者反应部分和液化生成油分离/分馏系统形成循环回路，来使用循环急冷油品；如果需要使用急冷油品，在本发明中，它最好、并且也可以转变为急冷油煤浆，采用本发明的方式使用；而事实上，本发明所述的配输粉料的含低沸点烃烃液KL，就是上述循环急冷油的一种附加输送煤粉功能后的短流程循环使用方法；当然，这种设计在常规的气液并流式反应过程中是不便实现的，因为一旦配制为煤浆就属于原料煤浆需要进入反应过程，而不能直接混入最终反应产物中；或者，一旦配制为煤浆就属于原料煤浆需要进入反应过程，而直接混入部分最终反应产物中并返回反应系统进行煤粉输送和煤粉液化时，将导致部分煤液化最终液料发生过度的循环热裂化、导致部分煤液化最终固体和灰分在反应过程发生过度的循环积累；

然而，为了提高反应过程的煤剂比，必须坚持本发明的“反应过程禁止使用不含煤粉的油品进料”这一条禁令，这样急冷油品就必须转变为急冷油煤浆使用，这样的要求使得在使用浆液串联加工的至少2个反应段的煤加氢直接液化过程中，必须在前段设置气液分离过程，将气相产物在前段而不是在后端排出煤加氢直接液化过程；也就是说，必须打破传统常规的气液并流式反应方式(气体产物在后端排出)，转而使用液料串联、氢气并联操作的反应过程，或者使用液料串联操作、有氢气逆流操作步骤的反应过程，其中液料串联操作、氢气逆流操作的反应方式，是本发明的最佳配套选择；

实际上，使用浆液串联加工的至少2个反应段的煤加氢直接液化过程，采用氢气逆流操作的反应方法，与含低沸点烃烃液的短循环回路配输煤粉的方法，是同时被发现的，是新型煤加氢直接液化反应方法的不可分割的2个方面，只是为了便于描述发明主题的内容，将它们拆分为2个相对独立的主题进行描述和公开；

⑤混合物料BS是反应过程的气相为主的气体产物如中间反应产物或最终反应产物的热高压分离器气体的至少一部分；相当于二次使用了这些物料；

⑥混合物料BS是反应过程的液相为主的浆料产物，或者说是从浆料产物中分流出的物料，如热高压分离器排出的浆液、反应器内部集液杯排出的浆液；可以是中间反应产物或最终反应产物的热高压分离器液料，如高温高压煤浆产物；相当于二次使用了这些浆液；

⑦混合物料BS是反应过程的含气相、含浆料的产物物料如反应器排出部分混相产物(可以是中间反应产物或最终反应产物，甚至可以是热高分气和热高分液的二次混合物料)；相当于二次使用了这些物料；

⑧混合物料BS是来自反应过程生成油的低固体含量的液料，这种情况下混合物料BS已经属于反应过程进料。

本发明，与常规技术的煤加氢直接液化反应过程相比，流程复杂程度有所增加，但是能够有效降低反应过程剂煤比。

本发明，与常规技术的煤加氢直接液化反应过程相比，其最大区别在于增加了煤浆KMJ与混合物料BS的混合分离输送过程MIXST01，在此发生低沸点烃KC汽化和气液分离过程，煤浆KMJ汽化分离出低沸点烃KC，然后输送浆料至反应器，输送气体去接收区；当煤浆KMJ与大量接力浆料接触混合时，煤粉进入混合浆料中。

图1是本发明的煤浆KMJ与混合物料BS的混合分离输送过程MIXST01的工艺原则流程图。

图1同时示出了混合分离过程MIXST01的排出气的一种回收过程的工艺原则流程图。

以下，结合图1描述本发明的煤浆KMJ与混合物料BS的混合分离输送过程MIXST01的操作方式。

如图1所示，配浆过程MIX10，用煤粉KS、循环配浆溶剂KL即S100-L2、其它可能存在的配浆溶剂NL1、催化剂CAT、其它煤浆配料NKL2等物料，配制煤浆KMJ；配浆过程MIX10，根据需要可能同时使用配浆溶剂油NL1、其它配浆液料NL2，以调节煤浆KMJ的粘度和煤粉浓度；配浆溶剂NL1通常为高沸点烃，其它配浆液料NL2可以是增加煤粉悬浮能力和分散稳定性的助剂如乳化剂。煤浆KMJ操作温度，根据需要确定，通常为20～250℃、一般为80～200℃。

如图1所示的流程图，在混合分离输送过程MIXST01，油煤浆KMJ与混合物料BS接触混合分离为气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L，使油煤浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气体MIXST01-V中，使油煤浆KMJ中的至少大部分通常接近全部的煤粉KS输送至浆料MIXST01-L中，至少一部分通常是全部的基于浆料MIXST01-L的浆料MIXST01-L-TOR进入煤加氢直接液化反应过程RU的反应过程参与至少一部分煤加氢直接液化反应而完成固体粉料KS的输送；至少一部分气体MIXST01-V，至少不经过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的部分反应过程，可以不经过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的任意反应器。

如图1所示，混合物料BS的可能来源是：

①气提氢气BH01，它通常是来自氢气压缩机的经过加热的富氢气气体；

②可能存在的其它热煤浆NMJ，热煤浆NMJ它通常是由高沸点烃油配制的煤浆，而煤浆KMJ是由包含低沸点烃的烃油配制的煤浆；

③当反应器中设置集液杯收集排出液相产物时，反应器集液杯排出的循环浆液产物X-RNLR；

④中间或最终反应产物的热高压分离器X-THPS底部排出的热高分油X-THPS-L；

⑤中间或最终反应产物的热高压分离器X-THPS顶部排出的热高分气X-THPS-V；

⑥部分中间或最终反应产物X-RNMP。

如图1所示的流程图，在混合分离输送过程MIXST01，油煤浆KMJ与混合物料BS接触混合分离为气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L的操作方式，可以是任意一种可行的方式，根据需要选择，至少有以下几种方式：

①在管道或管道的混合器中混合，然后在分离器中分离，这是本发明的常用方式；

②在接触分离器中混合、分离，混合、分离次数可以是1次或2次或多次；

③在反应器的后半程反应空间中混合，然后在分离区(分离器或反应器顶部的分离区)中分离；这不是推荐的操作方式，因为会使煤浆KMJ携带的煤粉的反应时间低于与其他煤浆NMJ的反应时间因而降低其液化率。

如图1所示的流程图，在混合分离输送过程MIXST01，含汽化后低沸点烃KC的气体MIXST01-V排出过程MIXST01，至少一部分气体MIXST01-V作为气体MIXST01-V2进入冷凝过程S100。

如图1所示的流程图，在冷凝分离过程S100，气体MIXST01-V2经过间接换热和或与冷却介质直接混合的方式，使体MIXST01-V2中的至少一部分烃类被冷凝为液相，然后分离为气相S100-V和液相S100-L。如图1所示的流程图，冷凝分离过程S100得到的液相S100-L，至少一部分液料S100-L可以用作配浆溶剂S100-L2即KL循环使用，可能剩余的液相S100-L可以用作外排油S100-L1去回收系统。

如图1所示的流程图，在冷凝分离过程S100，为了脱出气体MIXST01-V2中可能存在的固体粉尘，最好使用不含固体粉尘的烃油作为洗涤油液DSL01洗涤气体MIXST01-V2；为了减少外来的洗涤油DSL01用量(或者不使用外来的洗涤油)，可以建立洗涤液或冷却洗涤液循环系统，如图1所示的流程图，冷凝过程S100排出的气相S100-V，经过冷却过程例如经过间接冷却器HX05间接冷凝冷却成为气液混相物料MIXST01-V21，然后进入冷凝分离过程S200。

如图1所示的流程图，在冷凝分离过程S200，气液混相物料MIXST01-V21分离为气相S200-V和液料S200-L。如图1所示的流程图，冷凝分离过程S200得到的液相S200-L，至少一部分液相S200-L可以用作洗涤油或洗涤冷却油S200-L2循环使用，可能剩余的液相S200-L可以用作外排油S200-L1去回收系统。

如图1所示的流程图，所述混合分离输送过程MIXST01、冷凝分离过程S100、冷凝分离过程S1200，其中的2个或3个个过程可以在一台组合设备中完成，根据需要选择，至少有以下几种工作方式：

①混合分离输送过程MIXST01、冷凝分离过程S10、冷凝分离过程S200，在3台设备中分别进行；

②混合分离输送过程MIXST01、冷凝分离过程S100、冷凝分离过程S200，在1台组合设备中进行；

③混合分离输送过程MIXST01、冷凝分离过程S100，在1台组合设备中进行；

④冷凝分离过程S100、冷凝分离过程S200，在1台组合设备中进行。

甚至于，混合分离输送过程MIXST01，可以与碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生混合物料BS的步骤，可以在一台组合设备中进行，比如形成组合式反应器或热高压分离器，并且根据需要，可以与冷凝分离过程S100和或冷凝分离过程S1200，在一台组合设备中完成，从而实现设备的高度集成，减少设备数量，简化设备之间存在的物料输送管道。

图2是本发明的混合分离输送过程MIXST01与煤加氢直接液化反应过程的接收浆液MIXST01-L的反应段的物料关系的工艺原则流程图。

图2示出了反应段的反应过程和反应产物气液分离过程，根据需要，反应段的反应过程和反应产物气液分离过程可以合并在一台设备内完成，比如纯逆流反应器系统不需要反应产物气液分离罐，设置集液杯导液管排出液相产物的反应器系统也可能不需要反应产物气液分离罐。

以下，结合图2描述本发明的混合分离输送过程MIXST01与煤加氢直接液化反应过程的接收浆液MIXST01-L的反应段的物料来往关系和可能的操作方式。

如图2所示的流程图，在接收浆料MIXST01-L的反应步骤(或反应器)USRX，接收包含浆料物流的操作方式，可以是任意一种可行的方式，根据需要选择，至少可以选择下述方式中的1种或几种：

①接收浆液MIXST01-L用作浆液原料USRX-LF，进入反应步骤(或反应器)USRX的任意位置，但是通常在反应步骤(或反应器)USRX的反应起始位置加入；这是必须存在的物料；

②接收煤浆或上游产物浆液USRX-MJ2，进入反应步骤(或反应器)USRX的任意位置，但是通常在反应步骤(或反应器)USRX的反应起始位置加入；这是通常存在的物料；

③在在反应步骤(或反应器)USRX的后半程反应空间中加入煤浆USRX-KMJ2，甚至在反应步骤(或反应器)USRX的后半程靠近反应产物出口处的反应空间中加入煤浆USRX-KMJ3，然后在分离区(分离器或反应器顶部的分离区)中进行气液分离；本发明允许这种操作方式，但是不优先推荐这种操作方式，因为会使煤浆USRX-KMJ2、煤浆USRX-KMJ3携带的煤粉的反应时间低于其它浆料USRX-MJ2、煤浆USRX-LF的反应时间因而降低其液化率，最终降低总体原料煤的总体液化率和液化油收率；即使是对于2段或多段反应过程的第一反应段，这也不是推荐使用的进料方式。

尽管本发明不限制浆液MIXST01-L进入煤加氢直接液化反应过程RU的具体位置，浆液MIXST01-L可以进入上游反应过程RUA或下游反应过程RUB；但是，为了保证总体原料煤的总体液化率和液化油收率，通常希望包含煤粉KS的浆料MIXST01-L进入最上游反应器的起始反应的位置流过全部煤液化反应器；因此，从工业应用角度讲，图2所表示的反应过程USRX，通常就是煤加氢直接液化反应过程RU的第一反应段USR1。

如图2所示的流程图，可以使用油煤浆USRX-KMJ2进入反应过程USRX的中间位置，至少一部分低沸点组分KC汽化进入气相中，煤粉混入浆料参与反应，混相反应产物USRX-MP的一部分物料USRX-MP2，可以进入MIXST01完成气液分离步骤，汽化态KC随分离气体MIXST01-V排出反应系统，从图2中可以看出，USRX-KMJ2不经过反应过程USRX的前部反应过程，因此，与自反应过程USRX的起始端进入前部反应过程的煤浆USRX-LF相比，减少了停留时间，对于2段或多段反应过程的第一反应段，这也是本发明的一种进料方式。但是，对于1段反应过程，这不是推荐的进料方式。

如图2所示的流程图，油煤浆USRX-KMJ3进入反应步骤USRX的反应空间的顶部或上部位置，至少一部分低沸点组分KC汽化进入气相中，煤粉混入浆料中参与反应；这种输送煤粉的方式，对于2段或多段反应过程的第一反应段，特别适合于第一反应器内存在液料内回流(内返混)的工作模式，比如反应器内设置集液杯的液料强制循环反应器系统，部分或大部分煤粉可以不经过反应器外的混合分离输送过程MIXST01，而是通过集液杯、循环泵返回主反应空间进行反应；比如鼓泡床反应器内存在液料内回流，部分或大部分煤粉可以不经过反应器外的混合分离输送过程MIXST01，而是通过内回流返回主反应空间进行反应；比如设置内循环导流筒的悬浮床反应器内存在液料内回流，部分或大部分煤粉可以不经过反应器外的混合分离输送过程MIXST01，而是通过内回流环路返回主反应空间进行反应。上述情况中，反应步骤USRX配套使用气液分离器AD，且气液分离器AD向下游反应段输送浆液、而不存在反应步骤USRX使用的反应器向下游输送浆液的情况。

如图2所示的流程图，反应过程USRX，可以接受自反应过程USRX的起始端进入反应过程的煤浆USRX-MJ2。如图2所示的流程图，反应过程USRX是第一反应段USR1时，通常接受自反应过程USR1的起始端进入反应过程的煤浆USR1-MJ2，这也是常规的煤浆进料方式。在本发明中，自反应过程USR1的起始端进入反应过程的煤浆煤浆USR1-MJ2，其中的溶剂油组分最好在反应过程USR1中以液相形成存在，以最大限度发挥液相溶剂的作用。

如图2所示的流程图，应过程USRX是第一反应段USR1时，接受含低沸点烃KC的煤浆KMJ中的煤粉时，最好经过混合分离输送过程MIXST01，脱出油粉浆KMJ中的低沸点烃KC，使其脱离反应过程而被回收或循环利用，这是本发明的含低沸点烃KC的溶剂KL的最佳利用方式，同时煤浆MIXST01-L进入第一反应段的第一反应器的起始反应位置，然而后流过全部煤液化反应器，在其它条件许可的前提下，应该最大限度地利用混合分离输送过程MIXST01来输送煤浆。

如图2所示的流程图，反应过程USRX，接收氢气物料USRX-H即USRX-VF；氢气物料USRX-H、USRX-VF，可以从反应过程USRX的起始反应位置或中间位置加入。氢气物料USRX-VF，可以是新氢物流USRX-H，也可以是来自中间或最终反应产物的气液分离过程的热高压分离气，也可以是来自反应过程的含浆液的氢气物流。

如图2所示的流程图，反应过程USRX的反应器使用内部集液杯时，可以将集液杯排出的至少一部分浆液USRX-L用作混合物BS即USRX-LR进入混合分离输送过程MIXST01使用，可以将集液杯排出的至少一部分浆液USRX-L用作浆液产物即USRX-LP2进入下游反应器或分离罐或回收系统。

如图2所示，在气液分离步骤USRX-THPS，气液混相反应产物USRX-MP1进入分离步骤USRX-THPS的分离罐中部，可能使用的气提氢气USRX-THPS-BH进入分离步骤USRX-THPS的分离罐的中下部，气液混相反应产物USRX-MP1分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自分离步骤USRX-THPS的分离罐顶部排出的气体USRX-THPS-V的至少一部分，可能作为气体产物USRX-THPS-V1去上游或下游反应系统二次使用，可能作为混合物料BS即USRX-THPS-V2使用，可能作为煤液化产物USRX-THPS-V1去接收系统如分离回收系统。

如图2所示，在气液分离步骤USRX-THPS，自分离步骤USRX-THPS的分离罐底部排出的液体USRX-THPS-L的至少一部分，可能作为煤液化液料中间产物USRX-THPS-L1去下游反应系统，可能作为混合物料BS即USRX-THPS-L2使用，可能作为煤液化液料产物USRX-THPS-L1去接收系统如分离回收系统。

如图2所示，混合分离输送过程MIXST01使用的气液分离罐、气液分离步骤USRX-THPS使用的气液分离罐以及本发明使用的任何加工浆料的气液分离器如前端气液分离器AD、尾端气液分离器KD，统称为处理浆料的气液分离罐XD10，它们的底部区域为产物液体缓冲区，用于调节脱气液体产物的停留时间；底部结构，宜为锥形，液体产物的排料口最好开设在锥形底上，锥形底的锥角φ通常为30°≤φ≤120°，一般为30°至90°，宜为40°至50°。

如图2所示，由于气液分离罐XD10的底部为锥形底，当未反应完全或反应后残留的煤粉、灰分或半焦将聚集并通过该锥形底，借助于锥形底的滑动排料功能，灰分等固体能够顺利地完全排出气液分离罐XD10，而不会在气液分离罐XD10底部淤积，从而确保高灰煤液化过程的连续运转。由于利用锥形底对含固液相产物进行收集、排出，因此该气液分离罐XD10内没有对固体进行收集的活动部件，结构简单，固体颗粒不易在反应器筒体内沉积，从而实现气液分离罐XD10长周期、平稳地运行。锥形底可将未反应的煤、催化剂、煤中的灰以及重质油有效排出气液分离罐XD10，而不会沉积在气液分离罐XD10筒体内，如果这些固体沉积，将导致气液分离罐XD10有效空间减小，降低气液分离罐XD10的处理量，增加操作风险。

如图2所示的气液分离罐XD10系统，通常使用监测液位高度的液位传感器975和液位控制阀978，液相产物经过排放管路、液位控制阀、管路后，去下游工序；液位控制阀978设置在排放管路上，液位传感器975信号与液位控制阀978连接，通过液位传感器975对气液分离罐XD10筒体内的液位进行监控，然后液位传感器975将检测到的液位信号输送至液位控制阀978，液位控制阀978根据接受到的液位信号来控制开度调节浆液排放速度，使得气液分离罐XD10液位保持稳定的液位高度，一方面可以防止冲塔，另一方面可以有效控制物料在气液分离罐XD10内的停留时间。液位传感器975可以是放射性核料液位计、也可以是膜盒差压液位计，优选为放射性核料液位计。

按照本发明的基本原则，根据具体需要，可以构建任意合适的流程方式。

使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程，实现本发明的几种典型工艺流程见图3～图7。

使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，实现本发明的几种典型工艺流程见图8～图16。

在前述图8～图16的基础上，增加1个或更多的液料串联操作的反应段，可以构成使用多个反应段的煤加氢直接液化反应过程，其中的混合分离输送过程MIXST01的工作原理相同，工作方式类同。

本发明的煤加氢直接液化反应过程，使用1个反应段时，可以选择不同反应器形式，按照每个反应段仅使用1台反应器的原则，可以形成多种总体原则工艺流程图，其中的一些典型流程如图3～图7。

图3是本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图。

如图3所示，本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图，反应器形式为内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物USR1-LR送入混合分离输送过程MIXST01，作为混合物料BS使用，反应器顶部的气液混相料产物USR1-MP进入尾端气液分离器KD中。

如图3所示，本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图，反应器形式可以同时为液体产物强制循环式内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物USR1-L-TOR1，通过强制循环泵(同时也是BS的输送泵)送入反应器USR1循环使用。

如图3所示，在混合分离输送过程MIXST01，油煤浆KMJ与混合物料BS即液体产物USR1-LR、通常使用的气提氢气BH01混合接触；液体产物USR1-LR的主要作用是：向油煤浆KMJ传递热量使其升温、接收煤粉KS成为浆液MIXST01-L，或者说油煤浆KMJ回收液体产物USR1-LR携带的反应热；气提氢气BH01的主要作用是：降低浆液中烃类的饱和蒸汽压使其蒸发，也可以用来回收液体产物USR1-LR携带的反应热。

如图3所示，在反应步骤USR1，油煤浆KMJ、通常使用的其它油煤浆USR1-NMJ、氢气物流USR1-VF即新氢US1H，自底部进入反应器USR1，上行流动通过反应区，转化为产物USR1-P；在反应器USR1内的顶部，产物USR1-P分离为液体产物USR1-LR和气液混相料USR1-MP。

如图3所示，在尾端气液分离罐KD系统，可能使用的气提氢气KD-BH进入分离罐KD中下部接触USR1-MP带入的浆料，反应器USR1顶部气液产物USR1-MP进入分离罐KD中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出的气体KD-V进入后续分离回收系统；自底部排出的液体KD-L，作为煤液化液料产物去分离回收系统。

图4是本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图。

如图4所示，与图3所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图的不同之处在于：至少一部分气体KD-V送入混合分离输送过程MIXST01用作混合物料BS，即用作气提氢气BH01使用。

图5是本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图。

如图5所示，本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图，反应器形式为内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物USR1-LP送入尾端气液分离器KD中，反应器顶部的气液混相料产物USR1-MP进入混合分离输送过程MIXST01，作为混合物料BS使用。

如图5所示反应器通常进行液体产物强制循环，至少一部分集液杯导出的液体产物USR1-L作为循环浆液USR1-L-TOR1返回反应器循环加工。

如图5所示，在混合分离输送过程MIXST01，混合物料BS即反应器USR1的混相料产物USR1-MP与油煤浆KMJ混合接触，向油煤浆KMJ传递热量使其升温、接收煤粉KS成为浆液MIXST01-L，或者说油煤浆KMJ回收液体产物USR1-LR携带的反应热；同时，混相料产物USR1-MP中的气体，可以降低浆液中部分烃组分的饱和蒸汽压使其蒸发，用以回收混相料产物USR1-MP的液体产物携带的反应热。

如图5所示，在反应步骤USR1，油煤浆KMJ、通常使用的其它油煤浆USR1-NMJ、氢气物流USR1-VF即新氢US1H，自底部进入反应器USR1，上行流动通过反应区，转化为产物USR1-P；在反应器USR1内的顶部，产物USR1-P分离为液体产物USR1-LP和气液混相料USR1-MP。

如图5所示，在尾端气液分离罐KD系统，可能使用的气提氢气KD-BH进入分离罐KD中下部接触液体产物USR1-LP，液体产物USR1-LP进入分离罐KD中上部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出的气体KD-V进入后续分离回收系统；自底部排出的液体KD-L，作为煤液化液料产物去分离回收系统。此时，尾端气液分离罐KD系统的功能是脱出液体产物USR1-LP夹带的少量气泡。

图6是本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图。

如图6所示，与图5所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图的不同之处在于：不使用尾端气液分离罐KD系统，将集液杯导出的液体物料USR1-L的一部分，直接作为最终浆液产物USR1-LP送入回收系统。

图7是本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图。

如图7所示，与图6所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图的不同之处在于：将集液杯导出的液体产物USR1-L，脱出至少部分气泡后作为最终浆液产物USR1-LP-DV送入回收系统。

如图7所示，集液杯导出的液体产物USR1-L，经过旋流分离器USR21-PS分出一路富含气泡的液流USR1-PS-VL、一路贫气泡的液流USR1-PS-L；液流USR1-PS-L分为2路，第一路液体USR1-PS-L-TOR1作为USR1的循环液进入USR1的底部上流流过反应区循环操作，循环液为贫气体富固体液体，所以利于提高反应空间的液相体积分率、利于增加催化剂液相浓度。

如图7所示，液流USR1-PS-L分为2路，第二路液体作为最终浆液产物USR1-LP-DV送入回收系统。

图8是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图。

如图8所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图，属于气液顺流的2段反应过程，第一反应段气液混相产物通过第二反应段的全部反应过程，反应器形式为液体产物强制循环式悬浮床反应器，第一反应器USR1液体产物强制循环泵同时也是混合物料BS的输送泵，第二反应器USR2顶部的气液混相产物USR2-MP进入尾端气液分离器KD中。

如图8所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图，与图4所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图的不同之处在于：增加了第二反应段的反应步骤USR2。

如图8所示，第二反应器USR2形式为液体产物强制循环式的内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体物料USR2-L-TOR2通过强制循环泵返回第二反应器USR2循环加工。

如图8所示，在反应步骤USR2，来自第一反应器的气液混相产物USR1-MP即USR2-MF、可能使用的氢气物流USR2-VF即新氢USR2H，自底部进入反应器USR2，上行流动通过反应区，转化为产物USR2-P；在反应器USR2内的顶部，产物USR2-P分离为液体物料USR2-L-TOR2和气液混相料USR2-MP。

如图8所示，来自气液分离器KD的气体KD-V用作混合分离输送过程MIXST01的气提氢气。

图9是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图。

如图9所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图，属于浆料串联、氢气短路跨流的2段串联反应过程，与图8所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图的不同之处在于：第一反应器USR1的产物进入第二反应器USR2的方式，其中第一反应段气相产物仅通过第二反应段的尾部反应过程以脱出部分液料进入第二反应段的主体反应区，

如图9所示，在反应步骤USR1，在反应器USR1内的顶部，产物USR1-P分离为气液混相料USR1-MP和集液杯排出的液体产物USR1-L；气液混相料USR1-MP自第二反应器USR2的顶部进入，与第二反应器USR2内的物料USR2-P混合后，分离为气液混合产物USR2-MP和集液杯排出的液料USR2-L-TOR2，液料产物USR2-L-TOR2经过强制循环泵USR2-PUMP加压后进入第二反应器USR2底部的进料区循环加工；集液杯排出的液体产物USR1-L，分为三路，第一路USR1-L-TOR1经过强制循环泵USR1-PUMP加压后进入第一反应器USR1底部的进料区循环加工，第二路USR1-LR-BS经过强制循环泵USR1-PUMP加压后进入混合分离输送过程MIXST01作为混合物料BS循环利用，第三路作为浆液产物USR1-LP进入第二反应器USR2的底部反应区。

图10是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图。

如图10所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气并流操作的2段反应过程，任一个反应段气相产物均不通过另一个反应段的反应区，与图4所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图的不同之处在于：增加了第二反应段US2，包括反应步骤USR2和反应产物USR2-MP的尾端气液分离步骤KD。

如图10所示，在混合分离输送过程MIXST01，油煤浆KMJ与混合物料BS即浆液R1-THPS-L1、气提氢气R1-THPS-V2混合接触；浆液R1-THPS-L1的主要作用是：向油煤浆KMJ传递热量使其升温、接收煤粉KS成为浆液MIXST01-L，或者说油煤浆KMJ回收浆液R1-THPS-L1携带的反应热；气提氢气R1-THPS-V2的主要作用是：降低浆液中烃类的饱和蒸汽压使其蒸发，也可以用来回收浆液R1-THPS-L1携带的反应热。

如图10所示，在反应步骤USR1，浆液MIXS01-L、通常使用的其它油煤浆USR1-NMJ、氢气物流USR1-VF即新氢US1H，自底部进入反应器USR1，上行流动通过反应区，转化为产物USR1-MP，进入气液分离步骤R1-THPS。

如图10所示，在气液分离步骤R1-THPS，可能使用的气提氢气R1-THPS-BH进入分离罐的中下部接触USR1-MP带入的浆料，反应器USR1顶部气液产物USR1-MP进入气液分离步骤R1-THPS分离罐的中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出气体R1-THPS-V、自底部排出浆液R1-THPS-L。

如图10所示，气体R1-THPS-V作为混合物料BS即R1-THPS-V2进入混合分离输送过程MIXST01；浆液R1-THPS-L，分为二路，第一路R1-THPS-L1进入混合分离输送过程MIXST01作为混合物料BS循环利用，第二路作为浆液产物USR1-L2进入第二反应器USR2的反应区用作浆液原料USR2-LF。

如图10所示，在反应步骤USR2，来自第一反应段的气液分离器R1-THPS的浆液R1-THPS-L2即USR2-LF、氢气物流USR2-VF即新氢USR2H，自底部进入反应器USR2，上行流动通过反应区，转化为产物USR2-MP排出反应步骤USR2进入尾端气液分离步骤KD。

如图10所示，在尾端气液分离罐KD系统，可能使用的气提氢气KD-BH进入分离罐KD中下部接触USR2-MP带入的浆料，反应器USR2顶部气液产物USR2-MP进入分离罐KD中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出的气体KD-V进入后续分离回收系统；自底部排出的液体KD-L，作为煤液化液料产物去分离回收系统。

图11是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图。

如图11所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气并流操作的2段反应过程，任一个反应段气相产物均不通过另一个反应段的反应区，与图5所示本发明的使用1个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图的不同之处在于：增加了第二反应段US2的反应步骤USR2。

如图11所示，在反应步骤USR2，来自第一反应器的浆液物料USR1-LP即USR2-LF、氢气物流USR2-VF即新氢USR2H，自底部进入反应器USR2，上行流动通过反应区，转化为产物USR2-MP，进入尾端气液分离步骤KD中。

图12是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图。

如图12所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气逆流操作的2段反应过程，与图11所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图的不同之处在于：尾端气液分离步骤KD排出的气体KD-V，作为第二个反应段气相产物逆流通过第一反应段的反应区，从而实现氢气的二次使用。

图13是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图。

如图13所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气逆流操作的2段反应过程，与图12所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图的不同之处在于：第二个反应段反应器顶部排出的气液混相产物USR2-MP，作为第二个反应段含气相的产物逆流通过第一反应段的反应器USR1，从而实现氢气的二次使用，并逆流部分浆液产物循环操作。

如图13所示，第二反应器USR2形式为内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物USR2-LP送入尾端气液分离器KD中，反应器顶部的气液混相料产物USR2-MP进入第一反应段的反应器USR1串联使用。

如图13所示，在尾端气液分离罐KD系统，可能使用的气提氢气KD-BH进入分离罐KD中下部接触USR1-MP带入的浆料，第二反应器USR2集液杯导出的液体产物USR2-LP进入分离罐KD中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出的气体KD-V进入后续分离回收系统；自底部排出的液体KD-L，作为煤液化液料产物去分离回收系统。

图14是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第7种典型工艺流程图。

如图14所示，与图13所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图的不同之处在于：不使用尾端气液分离罐KD系统，将第二反应器USR2集液杯导出的部分液体产物USR2-LP，直接作为最终浆液产物送入回收系统。

图15是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第8种典型工艺流程图。

如图15所示，与图14所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第7种典型工艺流程图的不同之处在于：将第二反应器USR2集液杯导出的部分液体产物USR2-L，脱出至少部分气泡后作为最终浆液产物USR2-LP-DV送入回收系统。

如图15所示，第二反应器USR2集液杯导出的液体产物USR2-L，经过旋流分离器USR2-PS分出一路富含气泡的物液流USR2-PS-VL、一路贫气泡的液流USR2-PS-L；液流USR2-PS-L分为2路，第一路液体USR2-PS-L-TOR2作为USR2的循环液进入USR2的底部上流流过反应区循环操作，循环液为贫气体富固体液体，所以利于提高反应空间的液相体积分率、利于增加催化剂液相浓度。

如图15所示，液流USR2-PS-L分为2路，第二路液体作为最终浆液产物USR2-PS-L-DV送入回收系统。

图16是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第9种典型工艺流程图。

如图16所示，与图15所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第8种典型工艺流程图的不同之处在于：将第一反应器USR1集液杯导出的至少部分液体产物USR1-L，脱出至少部分气泡后作为最终浆液产物USR2-PS-L-DV进入第二反应器USR2中。

如图16所示，第一反应器USR1集液杯导出的部分液体产物USR1-L，经过旋流分离器USR1-PS分出一路富含气泡的物液流USR1-PS-VL、一路贫气泡的液流USR1-PS-L；液流USR1-PS-L分为2路，第一路液体USR1-PS-L-TOR1作为USR1的循环液进入USR1的底部上流流过反应区循环操作，循环液为贫气体富固体液体，所以利于提高反应空间的液相体积分率、利于增加催化剂液相浓度。

如图16所示，液流USR1-PS-L分为2路，第二路液体作为最终浆液产物USR1-PS-L-DV进入第二反应器USR2中。

图1～图16之中，根据操作压力的不同，某些浆液的输送可能需要使用加压泵，2路或多路来源相同去向不同的浆液的加压过程可以联合加压，以减少高压泵台数、降低投资。

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水、氨、硫化氢、氯化氢等。

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。

收集液RUXP-L携带的固体颗粒物的重量比，指的是收集液RUXP-L携带的固体颗粒物的重量与纯液相物料的重量的比值。

加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。

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，指的是在低氢含量烃油比如渣油馏分FD4的高温加氢热裂化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，与煤液化使用的供氢烃的种类和功能相同或相近。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：

以下描述煤直接液化过程。

本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：

①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(SCE)抽提率不太高；

②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1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；

③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；

④煤和渣油联合加工法(C0·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；

⑤干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；

⑥地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工。

煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，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200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，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。

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。

本发明所述煤液化反应过程，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、加氢液化的反应过程。

本发明所述煤液化油，指的是所述煤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。

在煤液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤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。

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。

关于碳氢料加氢技术，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用。

以下描述本发明的特征部分。

本发明浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢粉料配浆过程MIX10，用碳氢粉料KS、含低沸点烃KC的烃液KL和可能添加的其它物料，配制出油粉浆KMJ；

基于油粉浆KMJ的物料KMJ-TORU，进入混合分离输送过程MIXST01；

(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中进行氢粉料加氢直接液化反应；

浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应过程的反应器反应空间的体积为KRV；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工浆液MIXST01-L的同时，可能加工其它油粉浆NMJ物料；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在存在氢气、液相烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行碳氢粉料加氢直接液化反应RUR，浆料MIXST01-L和可能存在的其它碳氢粉料NMJ进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化反应RUR转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物RUP；回收最终加氢反应产物RUP；最终加氢反应产物RUP，为1路或2路或多路物料。

本发明，通常的操作目标是：

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应器的反应空间的体积为K900V；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气相MIXST01-V不通过碳氢粉料加氢直接液化反应器或仅经过体积为K700V的碳氢粉料加氢直接液化反应器的部分反应空间后，进入回收系统SYS100；

气相MIXST01-V通过的反应空间的体积K700V，小于浆料MIXST01-L通过的反应空间的体积K900V。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，碳氢粉料KS可以选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②塑料粉；

③橡胶粉；

④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。

本发明，在碳氢粉料配浆过程MIX10，用含低沸点烃KC的烃液KL与碳氢粉料KS配制出油粉浆KMJ，所述低沸点烃KC可以选自下列烃类中的1种或几种：

①常规沸点低于150℃的常规液态烃；

②常规沸点为150～200℃的常规液态烃；

③常规沸点为200～250℃的常规液态烃；

④常规沸点为250～300℃的常规液态烃。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，存在的固体可以选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②催化剂固体颗粒；

③硫磺粉；

④烃油结焦物载体半焦颗粒；

⑤塑料粉；

⑥橡胶粉；

⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列工艺过程中的1种或几种：

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项2，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项5，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项6，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项7，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；

选项9，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项10，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；

选项11，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项12，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。

本发明，通常，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，其中反应段之间存在浆料的串联流动，以浆料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，可以选自下述方式的1种或几种：

①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：

①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；

②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；

③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；

④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；

待脱气浆料，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，物料BS可以选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，物料BS可以选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流，为油粉浆或和氢气；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料。

本发明，在混合分离输送过程MIXST01，油粉浆KMJ与物料BS接触混合分离为气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①在管道或管道的混合器中混合，然后在分离器中进行气液分离；

②在接触分离器中混合、分离，混合、分离次数是1次或2次或多次；

③在反应器的后半程反应空间中混合，然后在反应器产物分离过程中进行气液分离。

本发明，混合分离输送过程MIXST01，与产生混合物料BS的步骤，可以在一台组合设备中进行。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少接触1次，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

本发明，可以设置分离过程S100、分离过程S200，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少进行1次接触1次分离，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10；

(5)在分离过程S200，气相S100-V冷凝降温后分离为气相S200-V和液相S200-L；

基于液相S200-L的烃液作为洗涤冷却液CWL进入分离过程S100使用。

本发明，可以设置分离过程S100，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL的接触分离操作方式，选自下列中的一种或几种：

①混合后分离，进行1次接触1次分离；

②逆流接触，进行2次接触和2次分离。

③逆流接触，进行多次接触和多次分离。

本发明，通常，(2)在混合分离输送过程MIXST01，至少一部分浆液MIXST01-L，通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的第一反应器的全部主体反应空间进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

本发明，一般，(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的反应器中进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

③气相MIXST01-V不通过主体反应空间RURD，进入回收系统SYS100；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

第一反应段的最后一台加氢反应器US1R9，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，反应器US1R9集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，反应器US1R9排出的气液固混相产物作为物料BS进入混合分离输送过程MIXST01使用。

本发明，一般，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，第一反应段的最后一台加氢反应器，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，其去向选自下列中的一种或几种：

①去第二反应段的反应步骤；

②去第一反应段浆液产物的气液分离器，分离为脱气浆液和气体；

③经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作第一反应段浆液产物；

④经过降压阀降压后，去分离回收系统。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气，分离回收过程SYS300，包氢气物料的氢气提浓过程H2UPU，H2UPU的工作方式选自下列中的一种或几种：

①使用膜分离工艺提浓氢气；

②使用PSA变压吸附工艺提浓氢气；

③使用深冷分离工艺提浓氢气。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL。

本发明，通常，在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

②在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、温高压分离过程MHPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在温高压分离过程MHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为温热高分气MHPS-V和温高分液料MHPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，温热高分气MHPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于温高分液料MHPS-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

③在分离回收过程SYS300，设置带气体冷凝收集步骤LCD的热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP先分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；热高分气RUP-THPS-V，在气体冷凝收集步骤LCD降温分离为冷凝液LCD-L和脱液气LCD-V；

在冷高压分离过程CHPS，脱液气LCD-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷凝液LCD-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

④在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

分离热高分液料RUP-THPS-L，得到烃液KL-BASE。

本发明，通常，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工油粉浆物料KMJ-TORU的同时，加工其它油粉浆物料NMJ，其工作方式选自下列中的一种：

①油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，混合后进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中；

②油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的同一个反应器的相同反应空间中；

③以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料KMJ-TORU的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料NMJ混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中；

④以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料NMJ的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料KMJ-TORU混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。

本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，油粉浆物料KMJ-TORU进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与碳氢粉料加氢直接液化反应，首先接触的其它含浆液物料，可以选自下列中的一种或几种：

①进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的其它油粉浆物料NMJ；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应中间产物；

④碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应最终产物。

本发明，通常，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部油粉浆原料进入第一反应段的反应过程中参与碳氢粉料加氢直接液化反应。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU时，煤粉的液化率：通常大于85％、一般为85～98％。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU时，可以同时掺炼非煤基重油FD；通常，重油FD的裂化转化率，大于90％。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，操作条件通常为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫、催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TA为0.5～4小时。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，通常，碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS；

通常，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉RUSF的重量流率RUSF-W的比值为剂煤比K100＝(DS-W)/(RUSF-W)，K100为0.5～2.0；

通常，供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；

一般，供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。

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3000PPm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。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或含有固体颗粒时，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，或对该循环热高分油进行循环加氢。

在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温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温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。

加氢反应流出物或热高分气或温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的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，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。

对于煤加氢直接液化反应过程RU，因为常规气体烃、CO、CO₂产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。

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。

本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。

对照例

煤加工量为200万吨/年的煤加氢直接液化装置的煤加氢直接液化反应过程RU，采用常规气液并流反应方式操作，煤浆经过加压后，混入部分氢气后经加热炉加热，然后与来自氢气加热炉的高温氢气混合后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部；第一煤加氢直接液化反应器RUE01顶部的集液杯流出的循环液料经过循环泵加压后，循环进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部，与进料煤浆、进料热氢气混合后通过反应器RUE01筒节内下部布置的分布器向上流动进入反应器RUE01的主反应空间，进行煤加氢直接液化反应。

煤加氢直接液化反应过程RU，使用2台串联操作的直径为4.86米、筒节长度为35米的液相产物强制循环的悬浮床煤加氢直接液化热壁反应器，第一煤加氢直接液化反应器RUE01产物RUE01P进入第二煤加氢直接液化反应器RUE02，第二煤加氢直接液化反应器RUE02产物RUE02P作为煤加氢直接液化反应最终产物RUP，进入后端热高压分离器进行油气分离，热高分油加压脱气后进行油品分馏。

由于上游反应器产物的气相全部通过下游反应器，所以，第二反应器的气含率高即液相空间效率低，同时气相中含有大量常规气态烃、水、硫化氢、氨、一氧化碳、二氧化碳，因此气相氢气浓度低仅约65～68％，而为了维持氢气分压高于12.7MPa，操作压力被迫提高到19MPa。

以下描述煤加氢直接液化过程RU的操作过程：

①在油煤浆配制过程AM，把煤液化催化剂、供氢溶剂RUDS、煤粉配成煤粉质量浓度为45％的油煤浆RUF，用油煤浆加压泵加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液硫加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆RUF混合；

表1为煤加氢直接液化反应过程RU原料煤的性质；

表2为煤加氢直接液化反应过程RU溶剂油的性质；

表3为煤加氢直接液化反应过程RU的催化剂性质；

表4为煤加氢直接液化反应过程RU的助催化剂性质；

②在煤加氢直接液化反应过程，得到煤加氢直接液化反应产物为RUP；

煤加氢直接液化反应过程或其进料系统，使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；

表5为煤加氢直接液化反应条件汇总表；

表6为煤加氢直接液化反应过程物料平衡表；

使用2台串联操作的强制循环悬浮床热壁反应器RUE01、RUE02，RUE01反应温度为448～465℃，RUE02反应温度为455～465℃，每台反应器内的上部空间布置内置式气液-液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回各自反应器入口形成液体循环，液体循环量为煤浆总量的2.0～2.2倍；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；

煤加氢直接液化过程RU最终反应产物RUP温度为465℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410～420℃后进入热高压分离器ATHPS；

③在煤加氢液化反应产物RUP的分离部分，使用热高压分离器ATHPS，在温度为410～420℃、压力为18.8～19.0MPa的条件下，分离煤加氢液化反应产物RUP得到热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V；

收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分AFRAC使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程A-CRU，得到供氢溶剂油RUDS，去油煤浆配制过程AM和其它用点；得到约60万吨/年的液化残渣，去残渣成型。

在分离过程AF，回收煤加氢直接液化反应产物RUP，得到氢气体积浓度为90～95％的富氢气物流RUH，返回煤加氢直接液化反应过程循环使用，氢气的提浓方式为膜分离提纯。

在分离过程AF，回收煤加氢直接液化反应产物RUP，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤液化生成油馏分油AFD，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣AFK；

部分煤液化生成油馏分油AFD作为物流AFD1，用作供氢溶剂前身烃MFB；

在加氢稳定反应过程MR，供氢溶剂前身烃MFB进行加氢稳定反应完成芳烃分子的部分芳环饱和反应MRR转化为加氢稳定反应产物MRP；

回收加氢稳定反应产物MRP，得到供氢溶剂DS；

至少一部分供氢溶剂DS进入煤加氢直接液化反应过程用作供氢溶剂LCF-DS，供氢溶剂LCF-DS与煤粉配制为煤浆LCF使用；

供氢溶剂DS，是含供氢溶剂的液相物流，主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成。

煤加氢液化反应过程RU、液化油分馏部分AFRAC、液化油溶剂油加氢稳定过程，作为总系统的煤液化油收率为48％(对原料煤粉)即96万吨/年，是常规沸点C₃～380℃的烃馏分，其中液化气收率为4.0％(对原料煤粉)、石脑油收率为11.5％(对原料煤粉)、柴油收率为32.5％(对原料煤粉)。

在上述总系统中，供氢溶剂量为煤粉的1.22倍即244.0万吨/年，溶剂油加氢稳定过程生产供氢溶剂的进料油约243.5万吨/年，是存在于总系统中的循环油。

煤浆的煤∶油重量比例为45.05∶54.95，这样稠煤浆的供氢溶剂用量为配煤的122.0％。

第二悬浮床加氢反应器产物AR2P的操作压力为19.2～19.0MPa、操作温度为455～465℃，AR2P的平衡气相ARP-V的氢气体积浓度为69～70％，气相氢气分压值13.11Mpa。

系统氢气总耗量约33.3万标准立方米/时，第一反应器入口用氢气28.20万标准立方米/时，第一反应器耗氢气约11.06万标准立方米/时，第一反应器出口氢气约11.14万标准立方米/时，第一反应器出口物料急冷氢气量约5.10万标准立方米/时；第二反应器入口用氢气22.24万标准立方米/时，第二反应器耗氢气约3.69万标准立方米/时，第二反应器出口氢气约18.55万标准立方米/时。

表1 煤加氢直接液化反应过程RU原料煤的性质

表2 煤加氢直接液化反应过程RU溶剂油的性质

表3 煤加氢直接液化反应过程RU的催化剂性质

序号	项目	数据	备注
				1	活性组分	纳米段FeOOH
2	载体	部分原料煤
				3	添加量，(Fe/干煤)，wt％	1.00
4	粉煤担载型催化剂的Fe含量，wt％	5.6±0.5	高锰酸钾滴定法
				5	粉煤担载型催化剂的粒度，wt％		激光粒度法
	≤74μm	≥80
					＞74μm	＜20
6	催化剂含水，wt％	≤4	重量法

表4 煤加氢直接液化反应过程RU的助催化剂性质

表5 煤加氢直接液化反应条件汇总表

项目	数据
		反应总压，MPa	18.8～19.0
反应氢气分压，MPa	最小12.7
		平均反应温度，℃	430～455
RUE01氢气标准体积对煤重量比，标准立方米氢气/吨煤	入口1130、出口690
		RUE02氢气标准体积对煤重量比，标准立方米氢气/吨煤	入口890、出口740
化学耗氢，标准立方米氢气/吨煤	590～610
		化学耗氢分配RUE01∶RUE02	约(70～75)∶(25～30)
煤液化催化剂	纳米段水合氧化铁
		煤液化催化剂添加量，(Fe/干煤)，wt％	1.00
助剂	液流
		助剂用量，	S/Fe原子比≥2
反应空间气相硫化氢体积浓度	大于3000PPm
		液化反应器的油煤浆表观停留时间(对油煤浆标准状态体积)	140～145分钟
无水无灰基煤的液化率，重量％	大于90

表6 煤加氢直接液化反应过程物料平衡表

项目	进/maf.wt％	进/maf.wt％	出/maf.wt％	出/maf.wt％	进-出/maf.wt％
						H<sub>2</sub>S	0.00	0.00	0.72	0.68	0.72
NH<sub>3</sub>	0.00	0.00	0.36	0.34	0.36
						CO	0.00	0.00	0.99	0.94	0.99
CO<sub>2</sub>	0.00	0.00	1.46	1.39	1.46
						C<sub>1</sub>	0.00	0.00	3.46	3.29	3.46
C<sub>2</sub>	0.00	0.00	2.79	2.66	2.79
						C<sub>3</sub>	0.00	0.00	3.32	3.16	3.32
C<sub>4</sub>	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
						H<sub>2</sub>O	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
						H<sub>2</sub>	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

注：Maf为无水无灰基准。

实施例

实施例一

基于对照例，采用本发明，将占供氢溶剂油总重量约15％的常规沸程为197～280℃的馏分段，用低沸点烃KC代替；低沸点烃KC选自下列中的1种或几种：

①常规沸点为160～200℃的常规液态烃；

②常规沸点为120～160℃的常规液态烃。

然后将全部低沸点烃KC，与等重量的常规沸点为365～487℃的供氢溶剂混合为第一配煤浆溶剂油KL，约占总体配浆溶剂油的30％，按照煤∶油重量比例为45.05∶54.95配置煤浆KMJ。

将剩余的常规沸点为280～395℃的供氢溶剂作为第二配煤浆溶剂油，约占总体配浆溶剂油的70％，按照煤∶油重量比例为45.05∶54.95配置煤浆NMJ。

煤浆NMJ经过加压、加热后，以380～420℃的温度条件，输入到煤加氢直接液化反应过程的第一加氢反应器中参与煤加氢直接液化反应。

在混合分离输送过程MIXST01，煤浆KMJ全部用作物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，315～330℃的物料KMJ-TORU与温度为460℃物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的超过70％的低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；物料KMJ-TORU携带的几乎全部碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

这样10％以上的溶剂油不通过煤加氢直接液化反应器，从而减少了溶剂油的热裂解反应；

②全部浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的第一反应器的起始反应位置进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

浆料MIXST01-L携带的固体通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程的全部反应器的反应空间。

在实施例一中，物料BS由2路物料组成，一路是来自最终反应产物的热高压分离器ATHPS的热高分气ATHPS-V，一路是来自第一加氢反应器RUE01的浆液产物循环泵输送的循环浆液RUE01-LR-BS，其数量为250吨/时，也就是说，第一加氢反应器RUE01的部分循环浆液先用做一路BS物料，然后返回第一加氢反应器RUE01的底部进料口；

热高分气ATHPS-V，其操作温度为410～420℃，操作压力高于混合分离输送过程MIXST01的操作压力，自流进入混合分离输送过程MIXST01；

循环浆液RUE01-LR-BS，其操作温度为460℃，操作压力高于混合分离输送过程MIXST01的操作压力，管道输送进入混合分离输送过程MIXST01；

浆液MIXST01-L，其操作温度为420～425℃，经过新增的浆液加压泵NEW-PUMP加压后输送，经底部进料口进入第一加氢反应器RUE01的主体反应空间。

实施例一与对照例相比，增加混合分离输送过程MIXST01，需要增加气液分离罐、浆液加压泵NEW-PUMP等设备。

本实例的工艺流程图如图8。

实施例二

基于对照例，采用本发明方法，把第二反应段的反应产物的热高压分离器的气体，逆流送入一段反应器的底部作为原料氢气使用，这样整体反应系统的流程同于图12所示流程，即形成了氢气物料逆流操作的由3个反应段组成的煤加氢直接液化反应系统，使用前端气液分离罐和尾端气液分离罐，实现了气液清晰分离，利于后续回收过程的操作。

工艺流程，参见图12所示工艺流程图的描述。

第二悬浮床加氢反应器产物AR2P的操作压力为19.2～19.0MPa、操作温度为455～465℃，反应器出口、入口气相的氢气体积浓度为92.0～83.0％，气油体积比为600～700NL/kg。

其操作效果在于：

①第二悬浮床加氢反应器，反应器出口、入口气相的平均氢气体积浓度为87.5％，气相氢气分压值16.72MPa，比对照例提高了3.61MPa；

②第二悬浮床加氢反应器，由于减少了来自第一反应器的杂质气体和常规气体，在相同氢气量的条件下，反应空间气液体积比，比对照例降低了约15％，可以提高液含率约13％，即提高了液相反应效率；

实际上，由于第二反应器的化学氢耗(通常为总氢耗的25～30％)远低于第一反应器的化学氢耗(通常为总氢耗的70～75％)，第二反应器的气体产率也很低，因此，逆流操作时第二反应器的气油体积比可以降低的更多；

③在对照例中，第一反应器气液产物进入第二反应器时，需要消耗冷氢气或冷油降低温度，这种操作效果不是回收反应热，而是引入冷油降低了对目标原料的反应选择性和效率，或者引入冷氢气降低了反应空间液相分率从而降低了液相反应效率；

在本实施例中，第一反应器液相产物进入第二反应器时，其降低温度所释放的热能，用于加热新氢原料，也就是说原料氢气离开预热流程(包括换热器和加热炉)的预热终端温度，实现了相对降低，这种操作效果才是直接回收反应热，而不会造成不必要地提高反应空间气含率的不利结果；

在本实施例中，第二反应器气相产物逆流进入第一反应器时，其降低温度所释放的热能，用于加热油煤浆原料，也就是说油煤浆离开预热流程(包括换热器和加热炉)的预热终端温度，实现了相对降低，这种操作效果才是直接回收反应热，而不会造成不必要地提高反应空间气含率的结果；

④在对照例中，第一反应器气液产物进入第二反应器时，将大量杂质气体组分H₂O、H₂S、NH₃、CO、CO₂引入第二反应器中，大幅度抑制了煤加氢直接液化催化剂的加氢活性；

在本实施例中，第二反应器气相产物逆流进入第一反应器，阻止了第一反应器气相产物杂质气体组分H₂O、H₂S、NH₃、CO、CO₂进入第二反应器，大幅度降低了第二反应器反应空间的气相中的杂质组分浓度(可降低75～85％)，相对而言，大幅度提高了煤加氢直接液化催化剂的加氢活性；

注意，第一反应器产生的大量水、甲烷、一氧化碳、二氧化碳等组分，主要存在于第一反应器的后半程，因此，这些杂质气体的存在范围被大幅度压缩；

⑤在对照例中，第二反应器无法合理提高操作温度，因为无论高沸点烃组分、还是低沸点烃组分均一并存在，提高操作温度提高重组分热裂化反应速度的同时，会导致轻组分发生过多热裂解造气负反应，降低装置经济性；

在本实施例中，第一反应器液相产物进入第二反应器，避免了第一反应器气相携带的轻烃组分进入第二反应器参与热裂化，而第二反应器气相产物携带的轻质烃组分逆流进入第一反应器则进入操作温度低的操作空间，在第二反应器自身液料循环过程进一步浓缩了高沸点组分，这样与对照例相比，第二反应器中的烃类的平均沸点显著提高了，同时催化剂浓度也提高了，因此第二反应器可以进行选择性高的加氢热裂化反应，从而大幅度提高煤加氢直接液化反应深度和效率；

⑥在对照例中，一旦油煤浆中断，则不断排出反应器的气体将油煤浆不断夹带排出反应器，导致反应器失去液料，导致停工，导致复杂繁琐的再次开工程序；

在本实施例中，一旦油煤浆中断，则不断排出反应器的气体可将油煤浆不断夹带引入上游反应器，并通过冷却步骤或前段气液分离罐，将油煤浆收集，并通过加压泵循环输送，防止反应器失去液料或延缓反应器失去液料的时间，通常可以避免被迫停工，不会导致复杂繁琐的再次开工程序；

⑦在对照例中，第一反应器氢气分压，高于第二反应器氢气分压，形成了第一反应器氢气分压过剩而第二反应器氢气分压不足的局面；

在本实施例中，第二反应器氢气分压，显著高于第一反应器氢气分压，形成了合理的分布。

与第一反应器氢气、第二反应器氢气并联而不串联重复使用相比，至少节省了第二反应器出口约18.55万标准立方米/时的氢气物流的循环系统，该循环系统经过热高压分离器、换热器、高压空气冷却器、冷高压分离器系统、氢气提浓回收系统、氢气压缩机和输送系统；所以，氢气逆流操作，可以节省大量投资，节省大量能耗。

使用如图12所示的流程，对于煤加氢直接液化反应过程，反应器内设置的集液杯并使收集液通过循环泵加压形成液体产物循环操作的液体产物强制循环式悬浮床煤液化反应系统，在反应器顶部形成了液料产物与气相产物的相对分离；本实施例充分利用了这一特性，第一反应器的循环浆液和进入第二反应器的浆液产物，通过第一反应器的集液杯、导液管排出第一反应器(也是第一反应段)，这样节省了一台气液分离器，同时保证了全部煤浆自第一反应段的第一反应器的起始反应位置开始反应，保证了所有煤粉液化深度的一致性。也可以降低前端气液分离罐AD的气相脱液负荷，从而缩小分离罐体积。

对于煤加氢直接液化反应过程RU，反应器排出的最终产品，是气液混相物料，使用前端气液分离罐和尾端气液分离罐实现了气液清晰分离，利于后续回收过程的操作。

实施例三

基于实施例二，在保证反应器氢气分压足够的条件下，反应系统操作压力可以降低2.5～3.0MPa，这是惊人的突变性效果，可以大幅度降低装置投资和能耗。

实施例四

基于实施例二，为了增强逐段逆流操作的气提效果，充分提高反应空间的氢气分压，降低装置操作总压，将直径为4.86米、筒节长度为35米的2台应器RUE01、RUE02，使用3台液料串联操作的直径为4.86米、筒节长度为26.8米的液体产物强制循环式反应器RUE0A、RUE0B、RUE0C代替之，即在保证反应停留时间不变的条件下，增加了一套集液杯、收集液导出管系统、循环泵系统，增加了一个反应段，这样整体反应系统即形成了浆料串联加工、氢气逐级逆流操作的使用3个反应段的煤加氢直接液化反应系统。相当于在实施例二的2台反应器之间增加一台第二反应器(也是第二反应段)。

第二反应器，由一台反应器构成，第二反应器形式为内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物USR2-LP送入尾端气液分离器KD中，反应器顶部的气液混相料产物USR2-MP进入第一反应段的反应器USR1串联使用。

第二反应器，反应器形式为液体产物强制循环式内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物，通过强制循环泵返回第二反应器循环使用。

与实施例二相比，采用气体产物逐段逆流的3段反应系统，其操作效果更佳，当然投资有所增加。

对于煤加氢直接液化反应过程，反应器内设置的集液杯并使收集液通过循环泵加压形成液体产物循环操作的液体产物强制循环式悬浮床煤液化反应系统，在反应器顶部形成了液料产物与气相产物的相对分离；本实施例充分利用了这一特性，可以不使用第二反应段反应产物气液分离器。

Claims (39)

1.浆料汽化溶剂后进入反应器的碳氢粉料加氢直接液化方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢粉料配浆过程MIX10，用碳氢粉料KS、含低沸点烃KC的烃液KL和可能添加的其它物料，配制出油粉浆KMJ；

基于油粉浆KMJ的物料KMJ-TORU，进入混合分离输送过程MIXST01；

(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中进行氢粉料加氢直接液化反应；

浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应过程的反应器反应空间的体积为KRV；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工浆液MIXST01-L的同时，可能加工其它油粉浆NMJ物料；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在存在氢气、液相烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行碳氢粉料加氢直接液化反应RUR，浆料MIXST01-L和可能存在的其它碳氢粉料NMJ进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化反应RUR转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物RUP；回收最终加氢反应产物RUP；最终加氢反应产物RUP，为1路或2路或多路物料。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，浆料MIXST01-L通过的碳氢粉料加氢直接液化反应器的反应空间的体积为K900V；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气相MIXST01-V不通过碳氢粉料加氢直接液化反应器或仅经过体积为K700V的碳氢粉料加氢直接液化反应器的部分反应空间后，进入回收系统SYS100；

气相MIXST01-V通过的反应空间的体积K700V，小于浆料MIXST01-L通过的反应空间的体积K900V。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，碳氢粉料KS选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②塑料粉；

③橡胶粉；

④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)在碳氢粉料配浆过程MIX10，用含低沸点烃KC的烃液KL与碳氢粉料KS配制出油粉浆KMJ，所述低沸点烃KC选自下列烃类中的1种或几种：

①常规沸点低于150℃的常规液态烃；

②常规沸点为150～200℃的常规液态烃；

③常规沸点为200～250℃的常规液态烃；

④常规沸点为250～300℃的常规液态烃。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，存在的固体选自下列中的1种或几种：

①煤粉；

②催化剂固体颗粒；

③硫磺粉；

④烃油结焦物载体半焦颗粒；

⑤塑料粉；

⑥橡胶粉；

⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程，选自下列工艺过程中的1种或几种：

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器的工作方式，选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项2，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项5，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项6，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项7，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；

选项9，反应器EA，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项10，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；

选项11，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项12，反应器EA，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器EA原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，其中反应段之间存在浆料的串联流动，以浆料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，选自下述方式的1种或几种：

①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；

④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：

①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；

②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；

③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；

④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；

待脱气浆料，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在混合分离输送过程MIXST01，物料BS选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在混合分离输送过程MIXST01，物料BS选自下列中的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的原料物流，为油粉浆或和氢气；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的中间产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的最终产物物流，为气体和或浆料和或气液固混相物料。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在混合分离输送过程MIXST01，油粉浆KMJ与物料BS接触混合分离为气体MIXST01-V和浆料MIXST01-L的操作方式，选自下列中的1种或几种：

①在管道或管道的混合器中混合，然后在分离器中进行气液分离；

②在接触分离器中混合、分离，混合、分离次数是1次或2次或多次；

③在反应器的后半程反应空间中混合，然后在反应器产物分离过程中进行气液分离。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

混合分离输送过程MIXST01，与产生混合物料BS的步骤，在一台组合设备中进行。

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少接触1次，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL至少进行1次接触1次分离，气相MIXST01-V中的至少一部分烃气转变为烃液进入液相S100-L中；液相S100-L的重量流量大于洗涤冷却液CWL的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作含低沸点烃KC的烃液KL去碳氢粉料配浆过程MIX10；

(5)在分离过程S200，气相S100-V冷凝降温后分离为气相S200-V和液相S200-L；

基于液相S200-L的烃液作为洗涤冷却液CWL进入分离过程S100使用。

18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：

(4)在分离过程S100，气相MIXST01-V与洗涤冷却液CWL的接触分离操作方式，选自下列中的一种或几种：

①混合后分离，进行1次接触1次分离；

②逆流接触，进行2次接触和2次分离；

③逆流接触，进行多次接触和多次分离。

19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(2)在混合分离输送过程MIXST01，至少一部分浆液MIXST01-L，通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的第一反应器的全部主体反应空间进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

20.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(2)在混合分离输送过程MIXST01，物料KMJ-TORU与物料BS接触，分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，分别输送气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，其步骤为：

①在混合分离过程MIX01，物料KMJ-TORU与物料BS混合后分离为气相MIXST01-V和浆液MIXST01-L，油粉浆KMJ中的至少一部分低沸点烃KC汽化进入气相MIXST01-V中；至少一部分物料KMJ-TORU携带的碳氢粉料进入浆液MIXST01-L中；

②至少一部分浆液MIXST01-L，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的反应器中进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

③气相MIXST01-V不通过主体反应空间RURD，进入回收系统SYS100；

(3)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置1个反应段或者设置浆液串联操作的2个反应段或者设置浆液串联操作的多个反应段；

第一反应段的最后一台加氢反应器US1R9，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，反应器US1R9集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，反应器US1R9排出的气液固混相产物作为物料BS进入混合分离输送过程MIXST01使用。

21.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，第一反应段的最后一台加氢反应器，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，集液杯导出的收集液作为第一反应段浆液产物，其去向选自下列中的一种或几种：

①去第二反应段的反应步骤；

②去第一反应段浆液产物的气液分离器，分离为脱气浆液和气体；

③经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；

贫气泡的液流，用作第一反应段浆液产物；

④经过降压阀降压后，去分离回收系统。

22.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气。

23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到富氢气气体RH，至少一部分富氢气气体RH返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU用作循环氢气，分离回收过程SYS300，包氢气物料的氢气提浓过程H2UPU，H2UPU的工作方式选自下列中的一种或几种：

①使用膜分离工艺提浓氢气；

②使用PSA变压吸附工艺提浓氢气；

③使用深冷分离工艺提浓氢气。

24.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL。

25.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RUP得到含低沸点烃组分KC的烃液KL-BASE，至少一部分烃液KL-BASE返回碳氢粉料配浆过程MIX10，用作含低沸点烃的烃液KL，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

②在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS、温高压分离过程MHPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

在温高压分离过程MHPS，热高分气RUP-THPS-V分离为温热高分气MHPS-V和温高分液料MHPS-L；

在冷高压分离过程CHPS，温热高分气MHPS-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于温高分液料MHPS-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

③在分离回收过程SYS300，设置带气体冷凝收集步骤LCD的热高压分离过程RUP-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP先分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；热高分气RUP-THPS-V，在气体冷凝收集步骤LCD降温分离为冷凝液LCD-L和脱液气LCD-V；

在冷高压分离过程CHPS，脱液气LCD-V分离为冷热高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

基于冷凝液LCD-L和或冷高分液料CHPS-L，得到烃液KL-BASE；

④在分离回收过程SYS300，设置热高压分离过程RUP-THPS；

在热高压分离过程RUP-THPS，最终加氢反应产物RUP分离为热高分气RUP-THPS-V和热高分液料RUP-THPS-L；

分离热高分液料RUP-THPS-L，得到烃液KL-BASE。

26.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工油粉浆物料KMJ-TORU的同时，加工其它油粉浆物料NMJ，其工作方式选自下列中的一种：

①油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，混合后进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的反应器中；

②油粉浆物料KMJ-TORU、油粉浆物料NMJ，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的同一个反应器的相同反应空间中；

③以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料KMJ-TORU的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料NMJ混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中；

④以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，油粉浆物料NMJ的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与油粉浆物料KMJ-TORU混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。

27.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，油粉浆物料KMJ-TORU进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与碳氢粉料加氢直接液化反应，首先接触的其它含浆液物料，选自下列中的一种或几种：

①进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的其它油粉浆物料NMJ；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应中间产物；

④碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应最终产物。

28.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部油粉浆原料进入第一反应段的反应过程中参与碳氢粉料加氢直接液化反应。

29.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，煤粉的液化率大于85％。

30.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，煤粉的液化率为85～98％。

31.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，同时掺炼非煤基重油FD。

32.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，同时掺炼非煤基重油FD；重油FD的裂化转化率，大于90％。

33.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TA为0.5～4小时。

34.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

35.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

36.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS。

37.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉RUSF的重量流率RUSF-W的比值为剂煤比K100＝(DS-W)/(RUSF-W)，K100为0.5～2.0。

38.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。

39.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU为煤加氢直接液化反应过程RU，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；

供氢溶剂DS主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。