CN109929585A

CN109929585A - 冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法

Info

Publication number: CN109929585A
Application number: CN201711431151.2A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: 何巨堂
Current assignee: Luoyang Rui Hua new energy technology development Co., Ltd.
Priority date: 2017-12-19
Filing date: 2017-12-19
Publication date: 2019-06-25

Abstract

冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，特别适用于使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程的前反应段RUA，冷凝回流RUA的反应产物的气相中的中质烃，作为“半程供氢溶剂MKDS”返回RUA循环使用甚至多次循环使用，组成了“催化反应与分馏”或“催化反应、分馏和配输目标碳氢原料”的集成工艺，可充分发挥MKDS的供氢能力或降低长循环回路供氢溶剂用量或降低重质供氢溶剂反应时间降低其裂化率，大幅度降低供氢溶剂成本，大幅度提高工艺经济性；设置RUA的含液相产物的气提步骤可提高MKDS循环量、减少深度加氢反应过程原料的中质烃数量。

Description

冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法

技术领域

本发明涉及冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，特别适用于使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程的前反应段RUA，冷凝回流RUA的反应产物的气相中的中质烃，作为“半程供氢溶剂MKDS”返回RUA循环使用甚至多次循环使用，组成了“催化反应与分馏”或“催化反应、分馏和配输目标碳氢原料”的集成工艺，可充分发挥MKDS的供氢能力或降低长循环回路供氢溶剂用量或降低重质供氢溶剂反应时间、降低其裂化率，大幅度降低供氢溶剂成本，大幅度提高工艺经济性；设置RUA的含液相产物的气提步骤可提高MKDS循环量、减少深度加氢反应过程原料的中质烃数量。

背景技术

首先描述本发明的应用对象。

本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢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。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：

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。

本发明所述碳氢料加氢反应过程RU，指的是以碳氢料为原料的加氢反应过程，包括碳氢料的加氢精制反应和或催化加氢裂化反应和或加氢热裂化反应和或热裂化自由基碎片的加氢稳定反应等反应过程。

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。通常，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的碳氢粉料加氢直接液化过程使用供氢溶剂油。

本发明所述重油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类，较佳者主要是由常规沸点高于450℃的烃类组成的重质烃油，最好主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重质烃油，特别地宜为主要是由常规沸点高于530℃的氢含量低的富含芳香结构单元的重质烃类组成的劣质重油；对于劣质重油的加氢反应过程特别是加氢热裂化反应过程，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的劣质重油加氢反应过程需要使用供氢溶剂油。

所述碳氢料的加氢精制反应，可以是加氢脱杂质反应如加氢脱金属反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机硫反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机氯反应、加氢脱有机氟反应，可以是不饱和碳碳键的加氢饱和反应如烯烃加氢饱和反应、炔烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应，可以是上述反应中的一种或几种。所述碳氢料的加氢热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，通常总是相伴出现的，它普遍地存在于煤和或重油的高温加氢热裂化反应过程中，如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼的加氢反应过程、重油加氢热裂化反应过程、重油加氢化反应过程中。

因此，本发明所述的碳氢料加氢反应过程，可以是煤和或劣质重油的高温加氢反应过程，甚至于，可以是超重油加氢脱金属反应过程、加氢脱硫反应过程、加氢脱氮反应过程，可以是超重油加氢裂化反应过程的前部加氢精制反应段如加氢脱金属反应段、加氢脱硫反应段和或加氢脱氮反应段。

以下描述液料(包括浆液)串联操作的2个或多个反应段组成的碳氢料加氢反应系统。

本发明所述一个反应段，指的是包含碳氢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。

以煤加氢直接液化反应过程为例，它属于氢气耗量高的碳氢料深度加氢反应过程，由于易反应组分总是在前部反应区快速完成主体反应，也因常规工艺中前部反应区总是氢气纯度高、有害杂质气体浓度最低、易反应物浓度最高的反应区，因此，从加氢反应速度、反应耗氢量上讲，等液相反应体积的反应空间，前部反应区消耗的氢气量远大于后部反应区消耗的氢气量，并通常释放大量反应热；同时杂质元素与碳元素之间的键强度较低的化学键易于发生断裂反应，因此，前部反应区产生的杂质气体量，通常也远大于后部反应区产生的杂质气体量，是杂质气体的主生成区；随着反应历程的延伸，固体和或高沸点烃组分逐步转化为低沸点、中沸点的烃类，这样液体(包括浆液)的平均分子量越来越小、平均沸点越来越低。基于上述分析，通常可以将所述整体加氢反应过程宏观地分为：第一加氢反应过程即氢气耗量高、杂质气体产量高、液料高沸点组分多的前部反应过程，第二加氢反应过程即氢气耗量低、杂质气体产量低、液料高沸点组分少的后部反应过程。

本文所述中质烃，指的是常规沸程为230～400℃的烃类，该沸程范围的供氢烃通常是理想的供氢溶剂组分。

无论是煤加氢直接液化反应过程、还是大分子的劣质重油的加氢热裂化反应过程，其中的大分子断裂转化为合适分子量的中质烃的过程，是一个多步骤的串联反应过程，因此，在尚未形成大量常规沸点低于400℃烃产物、但是已经使重质目标原料的初期轻质化任务基本完成的反应进程位置(这个转变点一定存在)，可以将整体反应过程分割为前部反应区、后部反应区，此时前部反应区产物中的中质烃，将主要地由供氢溶剂或供氢溶剂转化物组成。这样，从蒸发或气提汽化的角度讲，供氢溶剂与固体颗粒、高沸点的沥青质和重油、常规沸点高于400℃特别是高于530℃的烃类，就存在着明显或巨大的沸点差。由于强放热的加氢反应过程通常使用大量的氢气，因此，在氢气和其它气体组分的气提作用下，所述供氢溶剂油的中质烃，将在反应物料的气相和液相之间进行平衡分配，在操作压力、操作温度、物料组成、反应深度一定的条件下，将形成一定分配比，这是煤和或重油的加氢轻质化反应过程存在的一种特定的气液平衡性质。而对于主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重油的加氢精制过程，这种特性表现的更为明显：供氢溶剂与重烃原料、重烃产物之间，最少存在100～150℃的沸点差。

无论是中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃RU-F1的加氢热裂化过程，还是煤加氢直接液化反应过程，优化的操作方案通常使用至少2台上流式膨胀床反应器，此时大体前部加氢反应器进行浅度加氢过程RUA、后部加氢反应器进行深度加氢过程RUB；由于易反应组分已经在前部反应区完成大部分反应，因此，后部反应过程通常进行化学键键强度更高的碳碳键的断裂反应，这样后部反应过程的操作温度通常更高一些；浅度加氢过程RUA，操作温度通常相对较低，通常为350～470℃、一般为380～460℃，但是该反应温度值一般较深度加氢过程RUB的反应温度值低一些，比如通常低出5～50℃；深度加氢过程RUB，操作温度通常更高，通常高达410～480℃、一般高达425～475℃，该反应温度一般较浅度加氢过程RUA的反应温度高一些比如通常高出5～50℃或更高。这样，供氢溶剂油进入后部反应区后，如果不能与夺氢剂配对反应，那么它将发生以热裂化反应为主导的加氢热裂化反应；由于后部反应区的夺氢剂数量远少于前部反应区，且部分反应产物已经转化为中质烃或供氢剂，因此，通常后部反应区的进料中，不需要前部反应区等量多的供氢剂，也就是说需要将过量的供氢剂或供氢剂转化物，排出反应系统。

无论是煤加氢直接液化悬浮床反应过程、还是大分子的劣质重油的加氢热裂化悬浮床反应过程，供氢溶剂油在前部反应区的主导反应是供氢的芳构化反应，因此，其分子量和平均沸点变化很小，考虑到碳氢料加氢反应过程的前部反应区，通常本质上是一个发生大量脱杂质反应和芳烃饱和反应的反应区，因此，前部反应区的气相产物中的烃类，通常一定是主要由供氢溶剂或供氢溶剂转化物组成的，也就是说，存在一种供氢溶剂与重质原料、重质产物的相对分离效果，通常20～50％的供氢溶剂或供氢溶剂转化物存在于反应介质的气相中，如此巨大的分配比形成了惊人的分离效果，而本发明的任务是，充分利用这种相对分离效果，提出改良工艺。

与常规的反应介质液相中的供氢溶剂属于“液相反应的高效供氢溶剂”一词相对应，本发明将常规的反应介质气相中的供氢溶剂称为“半程供氢溶剂或高效守氢溶剂”。

以下详细描述碳氢料加氢反应过程的不同进程中，反应产物的组成。

本发明所述碳氢料加氢反应，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体和或固体如油和或煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制和或加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量或常规沸点低于450℃的烃产物，对于煤加氢直接液化反应过程其原料煤发生热溶胀、一次热解、中间产物二次热裂化、自由基加氢稳定、热缩合等反应生成至少一部分常规沸点低于450℃的烃产物。

本发明所述碳氢料加氢反应过程，典型例子是高温煤焦油悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程，通常使用供氢溶剂油或稀释油。

本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物BASE-RU-P，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物RU-P-X用于排出加氢反应产物BASE-RU-P，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。

本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，包括碳氢料热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，存在于煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程、煤油共加工加氢热裂化反应过程等反应过程中。

本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器

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，如反应器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。在上述工况条件下，由于液相产物或中间液相产物的多次循环操作，使得气相产物中的供氢溶剂油相对液相中的供氢溶剂油而言经历了更少的热反应，因此剩余较多的供氢能力，更适合使用本发明。

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输送或排出收集液；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，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体。典型的例子是H-OIL工艺使用的重油沸腾床加氢反应器。

本发明所述热高分器，指的是用于分离高温气液物料的气液分离设备。

本发明所述二段或多段加氢方法，指的是包含二个反应段或多个反应段的加氢方法。

本发明所述一个加氢反应段，指的是自碳氢原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应段的加氢反应过程和该段的加氢反应产物的气液分离过程。因此，一段加氢方法，通常指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应段和一个加氢产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应段，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应段的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完整意义上的加氢反应段。

本发明所述二段加氢方法，指的是初始碳氢原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一段加氢生成油组成的物流进入二段加氢反应过程。

本发明所述三段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一段加氢生成油组成的物流进入二段加氢反应过程，至少一部分二段加氢生成油组成的物流进入三段加氢反应过程。更多段数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。

三段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同段加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。

以下结合煤加氢直接液化反应过程、中低温煤焦油重油RU-F1的加氢反应过程进行描述。

为了分析问题，本发明将排出煤加氢直接液化反应过程的不能液化的煤组分(包括灰分、惰质组分)，视为不可液化煤组分。

对于煤加氢直接液化反应过程，本发明将可液化煤组分和煤加氢直接液化产物沥青质视为供氢溶剂的主要供氢对象或者夺氢剂，将具体反应过程点反应介质中的供氢溶剂/(可液化煤组分+沥青质)的比值视为煤加氢直接液化反应过程的过程点的可操作性特征值K300，它是反应过程点的供氢烃与夺氢物的数量比。

对于煤加氢直接液化反应过程，本发明将具体反应过程点反应介质中的煤粉和煤加氢直接液化产物沥青质视为液相分散介质，将(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)视为潜在的溶剂相，将(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)/(可液化煤组分+沥青质)的比值视为煤加氢直接液化反应过程点的潜在溶液稀释度特征值K700，它是热缩合潜在物的稀释度。

对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将排出反应过程的不能降低沸点的油组分(包括残炭、沥青质、金属、固体)，视为不可轻质化组分。

对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将可轻质化烃组分(原始可轻质化油及其发生二次轻质化反应的中间产物)视为供氢溶剂的主要供氢对象，将供氢溶剂/(可轻质化烃组分)的比值视为重油加氢反应过程的可操作性特征值K300，主要用于存在大量夺氢剂的反应阶段分析问题。

对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将未轻质化重油组分和热缩合产物视为液相分散介质，将(供氢溶剂+重油轻质化产物可蒸馏油)视为潜在的溶剂相，将(供氢溶剂+重油轻质化产物可蒸馏油)/(未轻质化重油组分和热缩合产物)的比值视为重油加氢反应过程的潜在溶液稀释度特征值K700，主要用于存在大量夺氢剂的反应阶段分析问题。

本发明所述碳氢料加氢反应过程RU，包含浅度加氢反应过程或前部反应过程或前部反应段RUA、深度加氢反应过程或后部反应过程或后部反应段RUB，本发明所述的二段加氢方法，利用中质烃在前部反应段RUA的总体反应物料的气相与液相中的分配比相对接近1(通常为0.5～2.0)的特征，通过前部反应段RUA的气相产物中的中质溶剂烃的循环利用途径，提高前部反应段RUA的可操作性特征值K300或提高潜在溶液稀释度特征值K700或降低外供长循环供氢溶剂油的比例；同时，调节或降低后部反应段RUB进料的中质烃的数量以降低其相对过剩的K300或K700，提高液相中高沸点烃浓度即提高加氢反应选择性、提高液相中催化剂浓度、提高活性氢供应速度、提高目标反应速度即缩短热反应时间等；即通过调节中质烃在前部反应段RUA、后部反应段RUB的反应物料中的分布，实现前部反应段RUA和后部反应段RUB的K300或K700的相对均衡，提高总体反应过程溶剂油的反应选择性(减少负反应)和供氢效率，优化整体反应过程，使加氢热裂化反应速度、供氢速度(供氢剂供氢反应、夺氢剂夺氢反应)相对均衡，抑制热缩合反应、减少过度热裂化反应、使中沸点供氢剂与高沸点供氢剂的供氢深度相对均衡，进而实现整体加氢反应过程操作条件的优化。

中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃RU-F1，因包含煤沥青和一定的固体，其适宜的加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢反应过程RU；加氢反应过程RU可以是以加氢精制反应为主的过程即发生大量的加氢精制反应和相对少量的加氢裂化反应；加氢反应过程RU也可以是加氢热裂化过程即发生大量的热裂化反应和大量的加氢稳定反应。

煤加氢直接液化反应过程，因包含煤粉和可能的循环油渣，其适宜的加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢反应过程RU；加氢反应过程RU通常是以溶胀反应、热解反应、加氢热裂化反应、自由基加氢稳定反应为主的反应过程，但是也发生热解中间产物重烃的热缩合反应生成沥青烯、前沥青烯甚至焦炭，发生热解中间烃产物的二次热裂解反应即生成小分子烃和气体。

所述浅度加氢过程RUA，指的是其液相产物还需要深度加氢转化，而不能理解为该步骤的氢耗量低；同理，深度加氢过程RUB，指的是其液相原料发生了进一步的加氢转化，而不能理解为该步骤的氢耗量高。由于易反应组分多数在前部反应段集中进行加氢反应，多数情况下，如果按照反应停留时间平均划分前部反应段RUA和后部反应段，浅度加氢过程即前部反应过程RUA的单位原料氢耗量通常远大于后部反应过程RUB的单位原料氢耗量。

使用常规沸点为230～400℃供氢溶剂油的重油的加氢热裂化反应过程，其前部反应段需要供氢溶剂油以液相供氢方式供氢以加快活性氢的供应速度、降低液相粘度、降低液膜表面张力、降低反应热、增加热载体数量即降低反应温升；但是，当大分子的初期热裂化反应已经发生相当程度，比如重油的轻质化率达到50～65％时，其轻质烃产物已经能够对剩余的未轻质化的重油提供数量充分的溶剂油时，这样后部反应段RUB中的溶剂油会出现大量过剩，需要设法将其分离出反应系统，因为这些过量的溶剂油会发生大量的热裂化负反应，其结果是降低液体收率、增加反应空间、稀释目标原料浓度等负作用，并增加投资和能耗。

中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分原料烃RU-F1，其中的中间产物的低沸点烃馏分即常规沸点低于330℃的烃组分与高沸点烃馏即常规沸点高于330℃的烃组分相比，通常杂质元素含量较低、残碳含量较低，在使用上流式膨胀床如悬浮床的加氢精制反应过程中，低沸点烃馏分与高沸点的烃馏分相比，通常其中的杂质元素更容易加氢氢解脱出、其中的胶质更容易加氢脱残碳，因此随着加氢程度加深，低沸点烃馏分的加氢脱杂质、加氢脱残碳任务首先完成，但是此时高沸点烃馏分的加氢脱杂质、加氢脱残碳任务尚未完成，如果继续联合深度加氢，势必造成低沸点馏分的过度加氢、过度热裂化，而高沸点的烃馏分的深度加氢过程势必需要更多的后续反应空间，并且低沸点馏分的中间加氢产物作为稀释剂降低高沸点烃馏分的浓度故降低反应速度，且低沸点馏分的中间加氢产物参与催化剂表面的竞争吸附和对活性氢的争夺，此时，为了提高高沸点烃加氢过程的选择性，工艺上希望将低沸点中间产物如常规气态烃、石脑油组分、柴油等烃组分和杂质气体及时排出反应过程，而将高沸点中间产物继续进行深度加氢反应或循环加氢反应；循环加氢，可以利用低沸点原料组分存在条件下总体液相的粘度大幅度降低、高沸点组分的扩散速度加快的优势加速加氢反应，而高沸点烃组分的加氢最终产品的质量可以通过灵活的调整循环比、反应温度等实现控制，换句话说，此时必然存在由重馏分未转化油组成的加氢循环油。这些循环重油返回加氢反应过程的前部反应段进行反应，将消耗相应的供氢溶剂油。

中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃RU-F1，在使用上流式膨胀床如悬浮床的单段单程加氢热裂化反应过程RU中，通常不可能实现100％全转化，因为过高的加氢热裂化单程转化率会导致原料和中间加氢产物中的低沸点烃过度裂化多产气体、高沸点烃过度热缩合多生焦炭，严重恶化产品分布、缩短连续运行周期，换句话说，为了最大限度利用原料油、提高液体收率改善、延长反应过程连续运行周期，通常必然存在重馏分未转化油的深度加氢裂化过程。这些循环重油返回加氢反应过程的前部反应段进行反应，将消耗相应的供氢溶剂油。

煤加氢直接液化反应过程中，为了提高煤的液化率即提高液体收率，通常希望煤中活性组分(镜质组、壳质组)近于全部液化、而惰性组分(惰质组)适度液化，但是因为煤中活性组分(镜质组、壳质组)易于液化、而惰性组分(惰质组)难以液化，所以，惰性组分(惰质组)的适度液化的后部反应段，就是活性组分液化产物的二次热解反应段，必然导致原料供氢剂和中间产物烃的过度裂化多产气体、多耗氢气、降低液收，严重恶化产品分布，换句话说，常规气液并流式煤加氢直接液化加氢过程通常必然存在一个中质烃的非理想的深度加氢裂化反应过程。

在存在深度加氢裂化反应过程的前提下，深度加氢热裂化反应过程的原料烃组分浓度(中沸点烃、高沸点烃)，直接强烈影响加氢反应选择性、目标物反应时间、催化剂浓度、反应器体积等，进而直接强烈影响中质烃二次热解反应数量，决定着工艺过程的优劣成败。而对于碳氢粉料加氢直接液化过程而言，现有技术还存在着难以实现用供氢溶剂配制输送超高浓度粉料浆技术问题，制约着过程的经济性。

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，是衡量煤加氢直接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，以降低反应过程使用的长循环溶剂油用量。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，是衡量煤加氢直接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，降低煤加氢直接液化可蒸馏油收率，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，总体供氢溶剂油的循环过程的供氢效率越低，导致溶剂油加氢稳定反应系统的规模越高，增大其投资和能耗。

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，该煤加氢直接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，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》；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。

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，在其使用的高效煤加氢直接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。

现有的煤加氢直接液化工艺，包括气液顺流(并流式)反应式煤加氢直接液化过程和溶剂油加氢稳定过程，其中存在着供氢溶剂油的长循环回路，该回路起始于溶剂油配煤浆、煤浆加压、煤浆升温、全部进入并全程通过煤加氢直接液化反应过程、离开煤加氢直接液化反应过程进入并全程通过煤加氢直接液化产物分离/分馏过程分馏得到溶剂油前身物、溶剂油前身物通过加氢稳定过程完成芳烃的部分加氢饱和反应转化为加氢稳定产物、加氢稳定产物的分馏过程分离出供氢溶剂循环使用；在煤加氢直接液化装置的全过程，包括溶剂油配煤浆、煤浆加压、煤浆升温、全部进入并全程通过煤加氢直接液化反应过程、离开煤加氢直接液化过程进入并全程通过液化产物分离/分馏过程，供氢溶剂油实际上是全程伴随溶剂。

现有的气液并流反应式煤加氢直接液化反应过程，从外部向煤加氢直接液化反应器内输入煤粉(或称之为携带煤粉)、从煤加氢直接液化反应器内向外部输送液化产物(携带液化残余固体)、液化产物分馏过程的携带液化残余固体效果上讲，大体而言，使用长循环回路供氢溶剂油，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，等同于液化产物的配浆溶剂油数量，等同于液化产物的分馏过程溶剂油数量，等同于溶剂油加氢稳定过程的溶剂油前身物数量，这样供氢溶剂油实际上是一种全程全量伴随溶剂；这样，煤加氢直接液化过程，成为“全程全量伴随溶剂”概念下的“煤浆加氢直接液化过程、溶剂油前身物分馏过程(煤加氢直接液化生成油分馏过程)和溶剂油循环加氢稳定过程”组合过程，并且溶剂循环量被配浆输煤工艺所限定，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，就最佳反应剂煤比指标而言，配浆剂煤比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)。

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，一个重要的因素是使用大量的长循环回路供氢溶剂油，增加了工程投资和运行成本，降低了工艺的经济性，具有表现为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加氢直接液化转化率降低；为了保证合理高的煤加氢直接液化转化率，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、煤加氢直接液化生成油分馏过程，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、煤加氢直接液化生成油分馏过程，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。

大量实验证明，适合于煤加氢直接液化的常规原料煤，以煤加氢直接液化率达到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对应的自由基稳定任务，煤加氢直接液化率通常可以达到50～75％；记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化》，第37页～第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。

大量实验证明，适合于煤加氢直接液化的常规原料煤，以煤加氢直接液化率达到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，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、沥青类物质的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(实际上通常是大量的富余)，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，作为上游浆料稀释剂使用，比如以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，它循环的供氢溶剂油主要是难汽化的高沸点烃组分，本文称之为溶剂油短循环回路(更准确的说法是高沸点重质烃短循环回路)，这也是中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置的运行方式。

本发明的目的在于，在现有技术基础上，进一步降低长循环回路的供氢溶剂油数量。

以下以中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程为对象，分析K300、K700在煤加氢直接液化反应历程中的变化趋势。

表1是中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程的物料分类平衡表、K300、K700数值统计表。

如果把煤加氢直接液化反应过程分为前反应段和后反应段，并分析供氢溶剂油、可蒸馏油、沥青质、未液化煤固体(包括未液化碳氢组分和灰分)在反应过程中的相对数量的变化趋势，则会发现，后反应段出口K300是前反应段入口K300的6.7倍，后反应段出口K700是前反应段入口K700的9.4倍，因此，随着反应的进程，K300、K700发生了剧烈的变化，其主体趋势是：

①与后反应段相比，前反应段形成了“煤粉+沥青质”的浓溶液，其溶剂相是相对缺乏的；

②与前反应段相比，后反应段形成了“煤粉+沥青质”稀溶液，其溶剂相是大量过量的。

因此，在可行的条件下，设法降低后反应段的K300或K700，将具有如下优势：

①减少了过量的溶剂油，可以减少该部分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；

过量的溶剂油，因为缺乏夺氢剂(受氢体)的夺氢作用，其主导热反应将不再是供活性氢(失去活性氢)的芳构化反应，而是热裂化反应，会大量产生气体，并消耗过量氢气；

②由于避免了过量反应溶剂油的使用，在保证合理高的煤加氢直接液化转化率的同时，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由于避免了过量反应溶剂油的使用，可以大幅度降低煤氢耗；

⑤减少过剩的溶剂油，从而提高了沥青质的浓度、提高了催化剂的浓度，利于提高热裂化反应选择性和反应速度，利于提高操作温度；

⑥降低了过剩的溶剂油，从而利于缩小后反应段的反应器体积。

表1 中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程的物料分类平衡表、K300、K700数值统计表

项目	进/maf.wt％	入口，对供氢溶剂油	出/maf.wt％	出口，对溶剂油原料
					气体	0	0	14.20	0.1420
溶剂	122.22	1.0000	0	0.0000
					油(＜220℃)	0	0.0000	24.09	0.1971
油(＞220℃)	0	0.0000	28.54	0.2335
					溶剂原料	0	0.0000	122.22	1.0000
H<sub>2</sub>O	0	0.0000	11.67	0.0955
					538℃以上馏分	0	0.0000	14.46	0.1183
H<sub>2</sub>	5.37	0.0439	0	0.0000
					无水无灰基煤	95.1	0.7781	8.35	0.0683
灰	4.9	0.0401	4.9	0.0401
					催化剂-Fe	1	0.0082	1	0.0082
催化剂-其他	0.58	0.0047	0.22	0.0018
					硫	1.14	0.0093	0.66	0.0054
DMKDS	0	0.0000	0	0.0000
					合计	230.32	1.8845	230.32	1.8845
可蒸馏油合计		1		1.4306
					沥青质		0		0.1183
固体		0.8404		0.1238
					可操作性特征值K300		1.282		8.45＝1.282×6.7
溶液稀释度特征值K700		1.282		12.09＝1.282×9.4

事实上，从夺氢物浓度分析，在煤加氢直接液化反应过程的中期，存在一个“(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)/(可液化煤组分固相的可接触面积+沥青质的可接触面积)”比值最低(夺氢物最多、分散最广)的反应区间，也就是煤加氢直接液化反应过程的相对供氢能力最小的反应区间，本发明认为，这是煤液加氢直接液化反应过程的瓶颈点。这是因为，在煤加氢直接液化反应过程的中期，大约煤加氢直接液化率为70～80％的反应阶段，部分煤比如20～30％的煤尚未液化即仍为固体，气体收率约10～15％，煤加氢直接液化产物大部分是大分子量的沥青类物质比如收率为40～45％，而可蒸馏液化油收率很低比如仅为20～25％，且常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类收率很低比如通常为煤粉的5～8％；在该中期之前，未液化煤比例较高，但是作为大量分子集合体的煤粉的外表面积(即与供氢溶剂分子的接触面积)远小于煤加氢直接液化产物沥青质的外表面积(即与供氢溶剂分子的接触面积)，因此中期之前的夺氢反应相对较少；在该中期之后，煤加氢直接液化产生沥青质的速度和产物数量，远少于沥青质转化为可蒸馏油的速度和产物数量，在煤加氢直接液化催化剂作用下，更多的可蒸馏油转化为了供氢剂，随着反应深度加深，K700会加速变大，因此中期之后的夺氢反应相对快速减少。

在本文中，加入煤加氢直接液化反应过程的新鲜供氢溶剂被称为长循环供氢溶剂或富活性氢溶剂，离开煤加氢直接液化反应过程的沸点最高、停留时间最长的供氢溶剂转化物被称为贫活性氢溶剂。

以下分析煤加氢直接液化反应过程中，不同沸程不同相态溶剂油组分的热力学行为，分析其离开煤加氢直接液化反应过程的剩余供氢能力，进而提出半程供氢溶剂概念，通过循环使用半程供氢溶剂，使其在煤加氢直接液化反应过程的充分供氢。

现行的煤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，其中的主体组分是常规沸程为230～400℃的烃类，可以大体划分为常规沸程为200～230℃的轻质烃类、230～400℃的中质烃类、常规沸程为400～530℃的重质烃类；按照它们在煤加氢直接液化反应过程中的相态变化趋势，分析如下：

①常规沸程为400～530℃的重质烃类，通常气液分配比较小比如低于0.1～0.5，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；

这些组分的大部分，通常自最后一台反应器的出口排出，其液相中的来自供氢溶剂油的烃组分，已经转变为贫活性氢溶剂；

②常规沸程为280～400℃的高沸点中质烃类，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，通常气液分配比在1附近比如介于0.5～2.0之间，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；

这些组分中，未汽化的高沸点中质烃类在反应器内的停留时间，与常规沸程为400～530℃的重质烃类几乎相同，通常自最后一台反应器的出口排出，其液相中的来自供氢溶剂油的烃组分，已经转变为贫活性氢溶剂；

这些组分中，在反应过程中汽化进入气相的高沸点中质烃类，随气相快速通过反应器；其一，其在反应器内的停留时间短于常规沸程为400～530℃的重质烃类的停留时间；其二，由于气相中分子之间的距离远大于液相中分子之间距离，因此，气相中分子发生热运动碰撞的几率远低于液相中分子发生热运动碰撞的几率；其三，气相中存在的其它分子的平均分子量远小于液相中存在的其余分子的平均分子量，碰撞引起化学反应的几率远低于液相中的碰撞引起化学反应的几率；其四，气相中存在的夺氢剂的分子浓度远小于液相中存在的夺氢剂的分子浓度，碰撞夺氢剂引起供氢反应的几率远低于液相中的碰撞引起化学反应的几率；

总之，与液相中的高沸点中质烃类相比，气相中的高沸点中质烃类保留其固有属性的能力强得多，因此，通常自最后一台反应器的出口排出的这些已经汽化的高沸点中质烃类，这些来自供氢溶剂油的烃组分，尚未完全已经转变为贫活性氢溶剂，仍然具有一定的剩余供氢能力；

③常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，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，通常气液分配比在4附近比如介于2～6之间；因此，常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，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；

但是，常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类的供氢溶剂，通常是双环结构的部分饱和的芳烃如四氢萘或四氢萘系物，是载氢量高的被重点使用的理性供氢溶剂组分；

基于前述分析，气相中的低沸点中质烃类有保留其固有属性的能力，因此，通常自最后一台反应器的出口排出的这些已经汽化的低沸点中质烃类，这些来自供氢溶剂油的烃组分，尚保留相当程度的剩余供氢能力，本文称之为半程供氢溶剂；

特别地，在使用2个或多个反应段的煤加氢直接液化反应过程中，当采用氢气并流或逆流操作方式时，煤加氢直接液化反应过程的第一反应段将直接排出前段气相产物，这种前反应段的气相产物中的低沸点中质烃类(以及更高沸点的烃类)，尚保留相当程度的供氢能力，本文称之为半程供氢溶剂；

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，在操作温度更高的在中期反应过程会几乎全部汽化，通常气液分配比大于6；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200～230℃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。

现行的煤加氢直接液化反应过程的气相产物中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，它主要由基于供氢溶剂油的转化物组成，这是因为通常的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油重量与煤粉重量的比值即剂煤比为1.5～2.0倍，而神华煤加氢直接液化装置的剂煤比为1.22是非常先进的水平，其中230～280℃馏分段比例为20～25％；而煤加氢直接液化反应产物中的可蒸馏油收率为煤粉的50～60％，其中230～280℃馏分段比例为30～35％，这样，煤加氢直接液化反应产物中230～280℃馏分段的收率为煤粉的15～21％；这样，在煤加氢直接液化反应过程的最终总体气相产物中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类中，供氢溶剂的转化物也占有50～70％的比例。

特别地，在使用2个或多个反应段的煤加氢直接液化反应过程中，当采用氢气并流或逆流操作方式时，煤加氢直接液化过程的第一反应段将直接排出前段气相产物，这种前反应段的气相产物中的常规沸程为230～400℃的中质烃类(以及更高沸点的烃类)，供氢溶剂的转化物的比例将更高，可达75～90％甚至更高，且保留几乎约一半左右的供氢能力，是名副其实的半程供氢溶剂；这是因为，在煤加氢直接液化前半程反应过程，通常其反应器体积仅为总体反应器体积的30～60％，煤粉的液化反应时间仅为总体反应时间的30～60％，在煤加氢直接液化前半程反应产物中，部分煤比如20～30％的煤尚未液化即仍为固体，气体收率约10～15％，煤加氢直接液化物大部分是大分子量的沥青类物质比如收率为40～45％，可蒸馏液化油收率很低比如仅为20～25％，其中常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类收率很低比如通常为煤粉的5～8％；考虑到通常的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油数量重量与煤粉重量的比值即剂煤比为1.0～2.0倍，其中200～280℃馏分段比例为20～25％；很明显，煤加氢直接液化前半程反应过程直接排出的前段气相产物中，其中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类中，供氢溶剂的转化物占有75～90％的份额。分析表明，其中的常规沸程280～400℃的中质烃类中，供氢溶剂的转化物占有50～70％的份额。

从以上分析可以看出，现行的煤加氢直接液化反应过程的气相产物(特别是前半程反应过程的气相产物)中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类、常规沸程为280～350℃的高沸点中质烃类及其常规沸程为350～500℃的烃类，特别是常规沸程为230～400℃的中质烃类，主要由供氢溶剂的半程转化物组成，有一定的残留供氢能力，是一种半程供氢溶剂，可以通过循环使用的方式充分发挥这种剩余供氢能力，进而减少长循环回路供氢溶剂数量，从而提高过程的经济性。

半程供氢溶剂，循环通过前部反应段，增加了前部反应段中的中质供氢溶剂总量，基于相平衡规律的作用，进而增加了中质供氢溶剂在液相中的数量，从而充分发挥其供氢能力，可以提高前段反应过程的剂煤比，或者允许加工更多的煤粉，或者允许降低长循环供氢溶剂油比例。

至此，本发明人已经发现，在所述煤加氢直接液化反应过程，循环使用“半程供氢溶剂，提高反应液相剂煤比或降低长循环供氢溶剂比，特别是提高前部反应段的反应液相剂煤比或降低前部反应段的长循环供氢溶剂比”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利用方案。本发明人正是在明确“半程供氢溶剂”这一概念的同时，提出了本发明。为了充分利用“半程供氢溶剂”的供氢能力，提出本发明是一件自然而然的事件。本发明的本质是，通过人为干预(建立中程循环)，增加中质供氢剂组分在煤加氢直接液化反应过程中的热供氢反应次数，使其与重质供氢剂组分在供氢过程中的热反应次数接近，从而提高供氢效率，大体可以用反应停留时间或循环次数来表征；从形式上看，本发明对不同沸程的供氢溶剂的循环路径进行了分类管理，从而提高了供氢溶剂使用效率，可降低长循环回路供氢溶剂用量，或者可以降低重质供氢剂反应时间降低其裂化率。

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、氢气跨流短路操作的反应方式，可以较多地保留低沸点中质溶剂烃的供氢能力，因而可以增加循环次数。

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“冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法”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大循环回路的供氢溶剂量的约20～35％甚至更多，或者说在使用等量大循环回路的供氢溶剂量的条件下可以多液化煤粉约20～35％甚至更多，从而大幅度提升工艺过程的经济效益。

本发明的基本设想是：冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，特别适用于使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程的前反应段RUA，冷凝回流RUA的反应产物的气相中的中质烃，作为“半程供氢溶剂MKDS”返回RUA循环使用甚至多次循环使用，组成了“催化反应与分馏”或“催化反应、分馏和配输目标碳氢原料”的集成工艺，可充分发挥MKDS的供氢能力或降低长循环回路供氢溶剂用量或降低重质供氢溶剂反应时间降低其裂化率，大幅度降低供氢溶剂成本，大幅度提高工艺经济性；设置RUA的含液相产物的气提步骤可提高MKDS循环量、减少深度加氢反应过程原料的中质烃数量；气提氢气可为后反应段RUB的含气产物或后反应段RUB的气体的冷凝脱液气体或循环氢或新氢或加氢稳定装置热高分气或加氢提质装置热高分气。

本发明所述的半程供氢溶剂循环回路，可以应用于煤加氢直接液化反应过程的任意阶段；但是，由于煤加氢直接液化反应过程的后半程本身溶剂油数量过剩，因此本发明，最好应用于煤加氢直接液化反应过程的前半程，这样也可以避免这些中馏分溶剂油进入煤加氢直接液化反应过程的后半程发生过多的负反应而降低工艺效率。

本发明所述冷凝回用气相产物内中质烃，其目标是冷凝回流气相产物内的中质溶剂组分，将冷凝烃液回流进入碳氢料加氢反应过程RU循环使用，并使得反应过程的液相中的同沸程烃类的液相量有所增加，即回流烃液的至少一部分进入了反应过程的液相中充当溶剂油使用，从而充分发挥中质供氢溶剂的供氢能力，以降低长循环回路供氢溶剂用量，或降低重质供氢剂反应时间降低其裂化率；存在并有效使用半程供氢溶剂油的根本原因在于：在碳氢料加氢反应过程RU中，液相中的组分KC的停留时间长于气相中同组分KC的停留时间，且液相中的组分KC与夺氢剂的碰撞次数、反应频率远大于气相中同组分KC的碰撞次数、反应频率，因此，气相产物中的供氢溶剂油相对而言保留着较多的供氢能力，故本文称之为半程供氢溶剂油或半程供氢溶剂。本发明的关键在于提出了供氢溶剂的有效供氢过程的热反应次数的控制概念，它大体可用反应停留时间来表征。

本发明特别适合于2个或多个反应段组成的反应系统的前部反应段，因为前部反应段气相产物中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数远少于最后一个反应器排出的液料中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数，通常，保留着大部分供氢能力，只有多次循环使用，才能与最后一个反应器排出的液料中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数接近，即实现热反应次数的相对均衡，从而达到反应历程的近视均一性、同步性，这样重质供氢溶剂转化物、中质供氢溶剂转化物同步经过加氢稳定反应过程实现部分芳环的加氢饱和，再次转化为供氢溶剂循环使用，可以降低半程供氢溶剂的循环量，降低溶剂油加氢稳定反应过程规模，从而降低投资、降低能耗、降低氢耗、降低溶剂油热解率等；另一方面，热高分油中的循环溶剂前身物，作为使用多孔道的颗粒催化剂的溶剂油加氢稳定反应过程的原料，必须尽可能地脱净半焦、催化剂等固体颗粒，在分馏过程中必须通过蒸发过程才能与固体颗粒、沥青质相互分离，这是一个高耗能的分离过程，而中质烃与重质烃的分馏过程也消耗热能；而本发明，利用煤加氢直接液化反应过程的高温、大量氢气的气提蒸发条件，实现了循环半程溶剂与固体颗粒、沥青质相互分离，只需要脱除轻组分如常规沸程为200℃或低于230℃的烃类，即可作为煤浆溶剂油使用，并不需要干净地脱除固体，因此，可以大幅度降低煤加氢直接液化生成油的分离过程的投资和能耗；本发明对于使用中沸点供氢溶剂的煤和或重油的加氢反应过程，均具有类似的效果。

从输煤浆的角度讲，本发明可以在高压状态下，使用离心式屏蔽式增加小额增压幅度，实现半程供氢溶剂返回前部反应段RUA，从而为超高浓度的配煤浆技术提供了应用空间，因为超高浓度煤浆的加压泵技术已经成功，超高浓度煤浆经加压泵输入高压系统后，即可立即与半程供氢溶剂循环液混合为常规浓度的煤浆，这样可以大幅度降低长循环供氢溶剂油用量，减少煤浆加压过程的能耗，减少价格昂贵的煤浆增压泵的数量，降低投资。

煤加氢直接液化生成油的分馏过程是高温操作步骤，存在长停留时间的高温操作过程且与缺氢的煤加氢直接液化生成油共存，倾向于使得半程供氢溶剂组分失去供氢能力；煤加氢直接液化反应过程的后半程，在过量溶剂油存在的条件下，由于缺乏夺氢剂，过量溶剂油将发生热裂化反应及热裂化产物自由基的高耗氢的加氢稳定反应，比如产生大量氢含量高的常规气体烃，使得半程供氢溶剂组分失去供氢能力并转化为小分子减少循环溶剂量，降低总体工艺过程的液化油收率；因此，使高温状态的半程供氢溶剂经过短时间的中转返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应区，或者使高温状态的半程供氢溶剂经过短时间的快速冷却降温保持其供氢能力作为配煤浆溶剂油重复或多次重复通过煤加氢直接液化反应过程的前部反应区，是较为理想的操作模式。

对于煤加氢直接液化反应过程而言，前部反应区，通常指的是最后一台煤加氢直接液化反应器之前的上游煤加氢直接液化反应器构成的反应区，它可以是液料串联操作的2个反应段组成的煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，他可以是液料串联操作的多个反应段组成的煤加氢直接液化反应过程的第一反应段和或第二反应段，通常，浆液原料在前部反应区的反应停留时间占浆液原料在整体煤加氢直接液化反应过程的总体反应停留时间的30～65％。

本发明所述冷凝回用气相产物内中质烃，其循环过程增加反应区液相量的机理是：在反应器内，循环半程供氢溶剂油，部分为气态、部分为液态，因而可以形成一定的液气分配比；同时，为了提高半程供氢溶剂油循环过程的选择性即提高其纯度，循环组分与需要进入深度反应过程的通常为高沸点的目标组分(如未液化煤、胶质沥青质)需要存在沸点差，因此，本发明选择中质烃一词来描述循环烃MKDS必须存在的烃组分，中质烃通常也是循环料的主体烃组分，但是，这不能被理解为是为了限制循环料的烃组分来源，实际工况中的循环料的烃组分情况是随机的，但是必然包含中质烃且通常主体组分为中质烃。

本发明提出的半程供氢溶剂油，不同于长循环回路的新鲜供氢溶剂油，因为长循环回路的新鲜供氢溶剂油的进出煤加氢直接液化反应过程的一次循环过程必须通过液化生成油的分馏过程、溶剂油加氢稳定反应过程、溶剂油生成油的分馏过程，该系统导致单位重量的供氢溶剂油的生产系统投资大、能耗高；本发明提出的半程供氢溶剂油，也不同于常规煤加氢直接液化反应产物分馏过程排出的中油，因为后者的分离过程的系统复杂、能耗较大，且氢含量低、缺乏供氢能力、已经被同沸程的低供氢能力的烃组分所污染。

根据半程供氢溶剂油的供氢能力和工艺过程的需要，半程供氢溶剂油的循环次数：可以1次或2次或多次，通常为1～3次，一般为1～2次。

根据半程供氢溶剂油的循环数量的要求和对后部反应区进料沸程的控制目标，可能需要使用气提气，将前部反应区液相产物中的半程供氢溶剂油汽化至气相参与半程供氢溶剂的中程循环；气提气，可以是热态富氢气物流，可以是循环氢气，可以是二次使用的富氢气物流。

使用气提气适量气提半程供氢溶剂的机理是：煤加氢直接液化反应过程是氢耗量巨大的反应过程，特别是在前部反应段单位反应空间的氢气耗量更大，因此，在反应的过程中，氢气被快速逐步消耗，于此同时，存在于气相中的部分供氢溶剂组分，逐步液化进入液相中，但是其反应历程不同于不汽化的高沸点组分，从热反应次数或热反应时间量角度讲，它是一种接近半程供氢溶剂的组分，这些先汽化后液化的供氢溶剂或供氢溶剂转化物，是潜在的半程供氢溶剂的候补部分，也正是使用合适数量气提气能够气提使用的半程供氢溶剂。

为了提高本发明的效率，可以组合使用氢气气提过程，提高反应产物中高沸点中质烃类的汽化率，进而提高循环流量，该气体方式多种多样，可以是任意一种有效方式，至少以下几种：

①用气提气与前部反应区的气液混相产物混合，通过增加气相量的方法提高液相中半程供氢溶剂油的汽化率；

②用气提气与前部反应区的浆液产物接触，气提汽化半程供氢溶剂油；

③将前部反应区分为2级反应过程，每个反应级均排出气体产物，用增加气相量的方法分步汽化液相中的不同反应历程的半程供氢溶剂油，同时可以提高反应过程液含率和或降低杂质气体浓度(提高氢气浓度)。

对于煤加氢直接液化反应过程，在其他条件不变的条件下，通过循环半程供氢溶剂油，可以提高前部反应区、后部反应区的液相溶剂油数量，降低固体如灰分的浓度，改善浆液的流动性；同时，使用氢气并流或逆流流程，可将上游反应区的杂质气体排出反应系统而不进入下游反应区，从而可以大幅度降低下游反应区的氢气用量减少烃油汽化率，即可以大幅度提高液相量、降低固体如灰分的浓度，因此，本发明也是一种高灰煤加氢直接液化反应的有效方法。

本发明半程供氢溶剂油的循环过程，可以作为配煤浆溶剂油完成进出煤加氢直接液化反应过程的步骤，因此，本发明也是一种具有经济性优势的特殊的煤浆配置与输送方法。

在使用气提气的条件下，前部反应区的高温浆料反应产物中的中质烃汽化进入气体中，同时将部分反应热带入了气相中，这些气提汽化蒸汽，在冷凝冷却过程释放出携带的热量并被有效回收，然后半程供氢溶剂油循环料以液态原料形式返回煤加氢直接液化前部反应系统，在前部反应系统中吸收反应热再次升温并部分汽化，因此收集半程供氢溶剂油循环料的过程也是反应热的回收过程，而半程供氢溶剂油循环料起到了反应热的高效携带剂的作用，因此，本发明也是一种高效转移反应热的方法，适合于强放热的煤加氢直接液化反应过程，比如氢耗高的煤加氢直接液化反应过程、浓煤浆加氢直接液化反应过程等。

本发明在煤加氢直接液化反应过程的前反应段循环使用“半程供氢溶剂”的供氢能力，至少具有如下优势或特点：

①提高了的低沸点中质溶剂油的供氢效率，减少了大循环回路供氢溶剂油数量，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投资和运转成本；

②提高了的低沸点中质溶剂油的供氢效率，使用等量的大循环回路供氢溶剂油，可以加工更多的原料煤粉；

③减少了后反应段流动的低沸点中质溶剂油数量，可以减少该部分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；

与后反应段相比，前反应段是“煤粉和沥青质”总体夺氢剂浓度高、操作温度较低的场所，供氢的热热力学行为以分子碳数不变的供氢芳构化反应为主，其热裂化产气负反应被大幅度抑制，因此，可以减少该部分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；

④由于抑制了低沸点中质溶剂油的热裂化负反应，在保证合理高的煤加氢直接液化转化率的同时，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)；

⑤由于减少了低沸点中质溶剂油在煤加氢直接液化反应过程中的热裂化反应时间，减少了大循环回路供氢溶剂油数量，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；

⑥需要扩大前半程反应空间体积，相当于把后半程反应过程的反应体积，转移给前半程反应过程使用，从而提高了总体反应器效率；

⑦可充分发挥中质供氢溶剂的供氢能力，降低重质供氢剂反应时间降低其裂化率。

组合使用本发明“冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法”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，本发明发现了半程供氢溶剂的存在并循环使用之，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“全程全量伴随溶剂”这一概念中包含的部分错误，进而自然地提出了一种降低长循环回路供氢溶剂量的方法，因此，本发明的商业价值巨大，其出现是必然的，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20～25％的长循环回路溶剂油用量，用半程供氢剂代替之，通过煤加氢直接液化反应过程的前半程，则可显著降低液化产物分馏系统、溶剂油加氢稳定反应系统、溶剂油加氢分馏系统的规模，降低工程投资和运转成本；或者说，在长循环回路供氢溶剂油数量不变的条件下，即在同等规模的液化产物分馏系统、溶剂油加氢稳定反应系统、溶剂油加氢分馏系统的条件下，可以多加工20～25％的原料煤，即可以大幅度提高供氢溶剂油效率；同时，因为半程供氢溶剂的循环回路是循环操作，其操作的灵活性巨大。

实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，至少有以下几种方法：

①自流直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；可以增加油气分压进而增加液态数量，可以作为反应过程中间加入的急冷油使用降低温升；配合高浓度煤浆配浆输浆技术使用，多加工煤粉；

②加压后，直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；

③加压后，经过换热升温后，直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；可以协调反应部分的热平衡；配合高浓度煤浆配浆输浆技术使用，多加工煤粉；

④用作煤浆配制溶剂油配浆输煤，形成中回路溶剂油循环，降低长循环回路供氢溶剂油数量，降低投资和能耗；

⑤至少一部分冷凝油，可以去溶剂油加氢稳定过程进行加氢稳定反应以恢复供氢能力，可以使用独立的中沸点溶剂油的加氢稳定反应系统，以优化反应条件，且可以独立返回煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置；也可以与其它溶剂油前身物(比如高沸点溶剂油前身物)混合后，使用混合油的加氢稳定反应系统，以简化流程；

冷凝油的加氢稳定油即中沸点供氢溶剂油，可以直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置，但是最好用作配浆输煤供氢溶剂油使用。

⑥冷凝油，作为热高压分离器或反应器的排出气体的喷淋洗涤油使用，在完成洗涤脱尘的同时，将热高分气中的部分烃类冷凝为液相，从而直接返回或用泵输送去煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置；

⑦冷凝油，用作管道冲洗油、或机泵冲洗油、或仪表冲洗油等，并最终进入煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置。

中循环回路溶剂油，可以与部分或全部长循环回路供氢溶剂油(或高沸点溶剂组分)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。

半程供氢溶剂MKDS，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，半程供氢溶剂MKDS配制的煤浆，可以与其它煤浆同步或不同步参与反应，比如，半程供氢溶剂MKDS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，从而缩短中循环回路溶剂油MC在反应过程的停留时间。

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，是一项独立的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油使用方法，也是一种独立的煤加氢直接液化反应器进煤浆技术。

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，这也是本发明的推荐使用方式。

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。

中国专利ZL200910178131.8含碳固体燃料的分级液化方法和用于该方法的三相悬浮床反应器，其总体液化路线包括浅度低压煤加氢直接液化反应过程和高收率直接液化残渣的汽化反应过程、直接液化油的加氢稳定制供氢溶剂油反应过程、直接液化油的加氢提质反应过程、合成气的FT费托间接合成烃油反应过程，主要是针对高水、高灰含量褐煤提出的工艺，浅度低压煤加氢直接液化反应过程使用气液逆流三相悬浮床反应器，对Pyrosol工艺的煤加氢液化逆流反应器进行了下述改进：

①反应器的底部，使用以进料氢气为动力的循环装置或搅动装置，提高反应器底部液体的流动速度和氢气含量，利于防止结焦、防止固体颗粒积累沉积，利于底部液料组成的均一化；但是，导致反应器的底部液流排料中含有较多的气相，是该液流的流量的稳定性变差；也导致更多低液化率液化半焦作为产物排出液化反应器，液相产物中低液化率半焦产率更高；

②反应器煤浆进料口多个，加入位可灵活调整；

③考虑在反应器顶部设置冷凝器冷凝重质烃，利于降低顶部排出气体固体含量。

上述中国专利ZL200910178131.8，是特别适合于高水、高灰含量褐煤的低操作压力、低液化率的煤分级液化方法，煤加氢直接液化反应过程的反应器内的顶部的气相空间设置冷凝器冷凝气相中的烃类，其优选的操作压力为1.0～5.0MPa，但是与本发明的工艺目标相差较大，无法实现本发明的目的，主要表现在以下几个方面：

①由于操作压力低比如低于5.0MPa，常规沸程为230～400℃的烃类在高温煤加氢直接液化反应过程中难以液化或者液化率很低，在低的氢气/浆液体积比条件下操作，则氢气分压太低且氢气数量不足会引发结焦，在高的氢气/浆液体积比条件下操作，氢气量太大使得溶剂油难以维持液态，即使消耗大量冷却负荷得到大量循环凝液，此时的煤加氢直接液化反应器已经变成了大量中质溶剂油的热裂化反应器，如此大量的负反应，会大幅度降低工艺的经济性；

②为了提高冷凝烃液的收率，必须大幅度降低冷凝后气液分离过程的温度，这样回流落入纯逆流反应器液相区的烃类，其升温过程将吸收原料浆液的热能，会降低正常的反应温度，降低反应速度；或者需要将原料浆液的操作温度，进一步大幅度提高，这样或引起煤浆加热炉炉管结焦的风险；也就是说，这种方法无法大幅度回流利用中质烃；

③回流液无法二次使用，无法充当配煤浆溶剂油、冲洗油；

④在纯逆流反应器内部空间的顶部设置冷凝器，会造成操作温度巨变的温度场，引起设备热膨胀量差异，威胁设备安全；而为了降低风险，则必然降低部冷凝器冷凝后温度，从而降低冷凝液收率；

⑤由于操作压力低比如低于5.0MPa，气体体积庞大，反应器体积巨大；

⑥难以应用于劣质重油的加氢热裂化过程；

⑦煤加氢直接液化反应反应器形式单一。

与本发明类似的技术方案未见报道。

因此，本发明的第一目的是冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，碳氢料可以是煤和或重油，碳氢固体粉料可以是煤、废塑料、废橡胶等。

本发明第二目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气短路跨流的串联反应系统。

本发明第三目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气逆流的反应系统。

本发明第四目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气并联流动的反应系统。

本发明第五目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，使用富氢气气提步骤，以提高中质供氢溶剂油在前段反应过程的循环使用量。

本发明第六目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，二次利用富氢气物流。

本发明第七目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，回用的中质烃用作配浆料溶剂油进入煤加氢直接液化反应过程，浆料可以是煤浆和催化剂浆料。

本发明第八目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，反应过程使用供氢烃。

本发明第九目的是提出冷凝回用反应产物的气相内中质烃的煤加氢直接液化反应方法，中质烃返回前部反应区循环使用，前部反应区使用2个或多个串联操作的反应器。

本发明第十目的是提出一种高灰煤的加氢直接液化反应方法。

本发明第十一目的是提出一种以半程供氢溶剂为配浆溶剂油的煤浆配置与输送方法，适用于煤加氢直接液化反应过程。

本发明第十二目的是提出一种高效转移反应热的煤加氢直接液化反应方法，适合于强放热的煤加氢直接液化反应过程，比如氢耗高的煤加氢直接液化反应过程、浓煤浆加氢直接液化反应过程等。

发明内容

本发明冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料RU-F1进行加氢反应RU-R转化为最终加氢反应产物RU-P；回收最终加氢反应产物RU-P；

第一原料RU-F1，包含液态原料RU-F1L和可能存在的固体颗粒原料RU-F1S；

在碳氢料加氢反应过程RU，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃SH的外来供氢烃OUT-TO-RU-DS；

在碳氢料加氢反应过程RU，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分RU-PRO-DSC；

加氢反应RU-R，包含至少一部分液态原料RU-F1L的加氢精制反应，可能包含至少一部分液态原料RU-F1L的加氢裂化反应，可能包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料RU-F1S的加氢液化反应；

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

碳氢料加氢反应过程RU使用加氢反应器RU-XE，最终加氢反应产物RU-P，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器RU-XE时以1路或2路或多路物料RU-P-X的形式出现，物料RU-P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；

在碳氢料加氢反应过程RU，使用至少1台加氢反应器RU-XE，至少1台加氢反应器为上流式膨胀床加氢反应器；

基于反应产物RU-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的气体RU-X-PV；

(2)在冷凝分离过程S100，气体RU-X-PV降温后分离出包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃液S100-L；

至少一部分基于液相S100-L的包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃物流，用作循环烃MKDS；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

(3)在返回过程TLOOP，至少一部分循环烃MKDS作为MKDS-TO-RUA，返回碳氢料加氢反应过程RU的前部反应区RUA参与碳氢料加氢反应RU-R。

本发明，通常，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料RU-F1进行加氢反应RU-R转化为最终加氢反应产物RU-P；回收最终加氢反应产物RU；

在碳氢料加氢反应过程RU，可能使用含常规沸点为230～400℃的烃类的外来供氢烃OUT-TO-RU-DS；

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

基于反应产物RU-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的气体RU-X-PV；

(2)在冷凝分离过程S100，回收气体RU-X-PV中烃类得到在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的烃液S100-L；

至少一部分基于液相S100-L的在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的烃物流，用作循环烃MKDS；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，较佳者，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

基于反应产物RU-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体RU-X-PV；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，优选者，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

在高温分离过程RU-X-THPS，基于反应产物RU-P-X，分离碳氢料加氢反应产物RU-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体RU-X-PV；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，碳氢料加氢反应过程RU设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段；

所述一个反应段，指的是包含液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；

所述碳氢料加氢反应过程RU的前部反应段RUA，指的是碳氢料加氢反应过程RU的最后一个反应段RUJ的任意上游反应段或全部上游反应段；

在前部反应段RUA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料RU-F1进行前段加氢反应RUA-R转化为前段加氢反应产物RUA-P；回收前段加氢反应产物RUA-P；

前段加氢反应RUA-R，包含至少一部分液态原料RU-F1L的加氢精制反应，可能包含至少一部分液态原料RU-F1L的加氢裂化反应，可能包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料RU-F1S的加氢液化反应；

前段加氢反应RUA-R，可能使用催化剂RUA-CAT；

在前部反应段RUA，可能使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃RUA-DS；

前段加氢反应过程RUA使用加氢反应器RUA-XE，前段加氢反应产物RUA-P，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开加氢反应器RUA-XE时以1路或2路或多路物料RUA-P-X的形式出现，物料RUA-P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；

在前段加氢反应过程RUA，使用至少1台加氢反应器RUA-XE，至少1台加氢反应器RUA-XE为上流式膨胀床加氢反应器；

基于反应产物RUA-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的气体RUA-P-XV；

(2)在冷凝分离过程S100，回收气体RUA-P-XV中烃类得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃液S100-L；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，碳氢料加氢反应过程RU设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，通常的操作效果是：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，在前部反应段RUA，使用供氢烃RUA-DS；

前段加氢反应RUA-R，使用催化剂RUA-CAT；

基于反应产物RUA-P-X，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体RUA-P-XV；

至少一部分基于液相S100-L的在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的烃物流，用作循环烃MKDS。

本发明，在碳氢料加氢反应过程RU，第一原料RU-F1可以主要由重质物HNBPC组成；

所述重质物HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程RU的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；

本发明，通常，在碳氢料加氢反应过程RU，基于反应产物RU-P-X，在高温分离过程RU-X-THPS，分离碳氢料加氢反应产物RU-P-XK，得到气体RU-X-PV；

高温分离过程RU-X-THPS的操作压力，低于加氢反应产物RU-P-XK的操作压力0～1.0MPa；高温分离过程RU-X-THPS的操作温度，为350～480℃。

本发明，一般，在碳氢料加氢反应过程RU，基于反应产物RU-P-X，在高温分离过程RU-X-THPS，分离碳氢料加氢反应产物RU-P-XK，得到气体RU-X-PV；

高温分离过程RU-X-THPS的操作压力，低于加氢反应产物RU-P-XK的操作压力0～1.0MPa；高温分离过程RU-X-THPS的操作温度，为400～470℃。

高温分离过程RU-X-THPS的操作压力，低于加氢反应产物RU-P-XK的操作压力0～1.0MPa；高温分离过程RU-X-THPS的操作温度，比碳氢料碳氢料加氢反应产物RU-P-XK的操作温度低5～80℃。

高温分离过程RU-X-THPS的操作压力，低于加氢反应产物RU-P-XK的操作压力0～1.0MPa；

高温分离过程RU-X-THPS的操作温度，在保证物料不结焦的条件下，其操作温度与加氢反应产物RU-P-XK的操作温度的差值DT尽量小。

本发明，在碳氢料加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的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，操作方式可以是：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，第一原料RU-F1主要由重质物HNBPC组成；

在碳氢料加氢反应过程RU，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃TO-RU-DS。

本发明，操作方式可以是：

在碳氢料加氢反应过程RU，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃TO-RU-DS；

(2)在冷凝分离过程S100，回收气体RU-X-PV中烃类得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃液S100-L；

基于液相S100-L的包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃物流，至少分为2路物料，第一路用作半程供氢烃MKDS循环使用，第二路用作供氢烃前身物KMKDS-BF经过加氢稳定反应过程MR进行芳烃的部分加氢饱和反应MRR转化为供氢烃组分KMKDS，基于加氢稳定反应过程MR反应产物MRP的包含供氢烃的物流，进入碳氢料加氢反应过程RU参与碳氢料加氢反应RU-R。

本发明，操作方式可以是：

基于液相S100-L的包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃物流，至少分为2路物料，第一路用作半程供氢烃MKDS循环使用，第二路用作供氢烃前身物KMKDS-BF经过加氢稳定反应过程MR进行芳烃的部分加氢饱和反应MRR转化为供氢烃组分KMKDS，基于加氢稳定反应过程MR反应产物MRP的包含氢气的物流，进入碳氢料加氢反应过程RU参与碳氢料加氢反应RU-R。

本发明，操作方式可以是：

基于液相S100-L的包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃物流，至少分为2路物料，第一路用作半程供氢烃MKDS循环使用，第二路用作供氢烃前身物KMKDS-BF经过加氢稳定反应过程MR进行芳烃的部分加氢饱和反应MRR转化为供氢烃组分KMKDS，至少一部分加氢稳定反应过程MR反应产物MRP进入碳氢料加氢反应过程RU参与碳氢料加氢反应RU-R。

本发明，操作方式可以是：

液相S100-L至少分为2路物料S100-LA、S100-LB，第一路物料S100-LA用作半程供氢烃MKDS循环使用，第二路物料S100-LB经过加压泵后用作供氢烃前身物KMKDS-BF经过加氢稳定反应过程MR进行芳烃的部分加氢饱和反应MRR转化为供氢烃组分KMKDS，至少一部分加氢稳定反应过程MR反应产物MRP进入碳氢料加氢反应过程RU参与碳氢料加氢反应RU-R。

本发明，操作方式可以是：

在碳氢料加氢反应过程RU，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃TO-RU～DS；

(2)在冷凝分离过程S100，气体RU-X-PV冷凝后成为气液混相物流RU-X-PV-DT；气液混相物流RU-X-PV-DT分离为气体RU-X-PV-DT-V和液体RU-X-PV-DT-L；

液体RU-X-PV-DT-L，与气提气RU-X-PV-DT-L-BH接触后脱出至少部分杂质气体分离为气体RU-X-PV-DT-L-V和包含常规沸点为230～400℃的烃组分的液体RU-X-PV-DT-L-L；

液体RU-X-PV-DT-L-L用作烃液S100-L；

本发明，碳氢料加氢反应过程RU为原料碳氢粉料RU-F1S的加氢直接液化反应过程RU并设置浆液串联操作的2个或多个反应段时，操作方式可以是：

(1)碳氢料加氢反应过程RU，为原料碳氢粉料RU-F1S的加氢直接液化反应过程RU，设置浆液串联操作的2个或多个反应段；

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；

所述前部反应段RUA，指的是最后一个反应段的上游任意反应段或全部上游反应段；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行至少一部分碳氢粉料RU-F1S的加氢直接液化反应RU-R转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物RU-P；最终加氢反应产物RU-P，为1路或2路或多路物料；回收最终加氢反应产物RU-P；

在碳氢料加氢反应过程RU，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃TO-RU-DS；

在前部反应段RUA，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃RUA-DS；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段RUA，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，碳氢粉料RU-F1S进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化前部反应RUA-R转化为碳氢粉料加氢直接液化前部反应产物RUA-P；前部反应产物RUA-P，为1路或2路或多路物料；

回收前部反应产物RUA-P，得到包含常规沸点为230～400℃的烃组分的在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的气体RUA-P-XV；

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工来自步骤(3)的循环烃MKDS的同时，加工其它供氢溶剂油BDS和碳氢粉料KS；

(2)在冷凝分离过程S100，气体RUA-P-XV冷凝后分离为气相S100-V和含有常规沸点为230～400℃烃组分的液相S100-L；

至少一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

(3)在返回过程TLOOP，至少一部分循环烃MKDS作为MKDS-TO-RUA，返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段RUA接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

一部分基于液相S100-L的烃液，去碳氢粉料加氢直接液化反应过程R U的后部反应段RUB接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

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：

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，浆液原料在前部反应段RUA的反应停留时间占浆液原料在整体碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的总体反应停留时间的30～65％。

液相S100-L中的大部分烃类，选自下列常规沸程中的1种或几种：

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

循环烃MKDS的重量，为液相S100-L重量的5～95％。

(3)在返回过程TLOOP，至少一部分循环烃MKDS，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。

(3)在返回过程TLOOP，至少一部分循环烃MKDS去碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，选自下列中的一种或几种：

选择1，至少一部分循环烃MKDS，自流返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择2，至少一部分循环烃MKDS，经泵加压后返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择3，至少一部分循环烃MKDS，换热升温后，返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择4，至少一部分循环烃MKDS用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆MKDS-MJ，然后碳氢粉料浆MKDS-MJ进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择5，至少一部分循环烃MKDS用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆MKDS-MJ，然后碳氢粉料浆MKDS-MJ进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择6，至少一部分循环烃MKDS，去溶剂油加氢稳定反应过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择7，至少一部分循环烃MKDS，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择8，至少一部分循环烃MKDS，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

至少一部分供氢溶剂油H-MKDS用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆H-MKDS-MJ，然后碳氢粉料浆H-MKDS-MJ进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择9，至少一部分循环烃MKDS，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

至少一部分供氢溶剂油H-MKDS用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆H-MKDS-MJ，然后碳氢粉料浆H-MKDS-MJ进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择10，至少一部分循环烃MKDS，在洗涤步骤DW，作为气体RUA-P-XV的洗涤油使用以洗涤脱出气体RUA-P-XV中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体RUA-P-XV中的部分烃类冷凝为液相DWL；

至少一部分液相DWL返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择11，至少一部分循环烃MKDS，在洗涤步骤DW，作为气体RUA-P-XV的洗涤油使用以洗涤脱出气体RUA-P-XV中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体RUA-P-XV中的部分烃类冷凝为液相DWL；

至少一部分液相DWL返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择12，至少一部分液相DWL，返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应之前，用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油。

至少一部分循环烃MKDS，用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆MKDS-MJ，然后碳氢粉料浆MKDS-MJ进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU-RU，进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，选自下列中的一种或几种：

选择1，循环烃MKDS，与其它供氢溶剂油BDS混合后配制碳氢粉料浆MKDS-BDS-MJ，碳氢粉料浆MKDS-BDS-MJ用作碳氢粉料浆MKDS-MJ；

选择2，循环烃MKDS，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆MKDS-MJ；

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ。

52、根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

至少一部分循环烃MKDS，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆MKDS-MJ；

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ；

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，碳氢粉料浆MKDS-MJ的反应停留时间与碳氢粉料浆BDS-MJ的反应停留时间不相同。

(2)在冷凝分离过程S100，气体RUA-P-XV冷凝降温后分离为气相S100-V和液相S100-L；

在分离过程S100，气体RUA-P-XV与洗涤冷却液CWL至少接触1次，气体RUA-P-XV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，用作循环烃MKDS去碳氢粉料配浆过程M100；

在分离过程S100，气体RUA-P-XV与洗涤冷却液CWL至少进行1次接触1次分离，气体RUA-P-XV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；

(4)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。

(2)在冷凝分离过程S100，气体RUA-P-XV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。

冷凝分离过程S100，与产生气体RUA-P-XV的步骤，在一台组合设备中进行。

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，碳氢粉料RU-F1S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。

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。

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。

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XRUE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。

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XRUE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XRUE，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XRUE原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器XRUE，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XRUE原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE，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XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE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XRUE，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XRUE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。

在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。

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RU19，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RU19-DL-L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去第一反应段循环加工；

④部分收集液RU19-DL-L经过降压阀降压后，去分离回收系统。

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RU-P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，包含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。

在分离回收过程SYS300，回收最终加氢反应产物RU-P得到富氢气气体RH，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RU-P-THPS、冷高压分离过程CHPS；

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

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

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH；

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

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

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

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH；

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RU-P-THPS、冷高压分离过程CHPS；

在热高压分离过程RU-P-THPS，最终加氢反应产物RU-P先分离为热高分气RU-P-THPS-V和热高分液料RU-P-THPS-L；热高分气RU-P-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分离为冷高分气CHPS-V和冷高分液料CHPS-L；

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH。

(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在回收前部反应产物RUAP的过程中，设置气提步骤BH-S，使用气提气BH，使前部反应区浆液产物RUA-LP中的至少一部分常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分汽化进入气体RUA-P-XV中，增加冷凝分离过程S100的液相S100-L的重量流量；

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS。

(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气提步骤BH-S的工作方式选自下列中的一种或几种：

①用气提气BH与前部反应区的气液混相产物混合，气提浆液中的烃类；

②用气提气BH与前部反应区的纯浆液产物RUA-LP接触；

③将前部反应过程RUA分为浆液串联操作的2级式前部反应过程RUA1、RUA2，前部反应过程RUA1排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体RUA1-P-XV，前部反应过程RUA2排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体RUA2-P-XV，气体RUA1-P-XV和或气体RUA2-P-XV，用作气体RUA-P-XV。

(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气提步骤BH-S使用的气提气BH，选自下列物料中的一种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的新氢；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的循环氢气；

③碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的氢气提浓后的循环氢气；

④在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU中，排出浆液产物RUA-LP的前部反应区的下游的反应区排出的富氢气物料或其衍生气体；

⑤碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体；

⑥碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU配套的碳氢粉料液化油加氢提质反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体。

(2)在分离回收过程SYS700，设置冷凝分离过程S100，气体RUA-P-XV冷凝后分离为气相S100-V和含有常规沸点为230～400℃烃组分的液相S100-L；

分离回收过程SYS700，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS700，设置热高压分离过程RUA-X-THPS；

在热高压分离过程RUA-X-THPS，气体RUA-P-XV分离为热高分气RUA-X-THPS-V和热高分液料RUA-X-THPS-L；

基于热高分液料RUA-X-THPS-L，得到液相S100-L；

②在分离回收过程SYS700，设置热高压分离过程RUA-X-THPS、冷高压分离过程RUA-X-CHPS；

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

基于热高分液料RUA-X-THPS-L，得到液相S100-L；

③在分离回收过程SYS700，设置热高压分离过程RUA-X-THPS、温高压分离过程RUA-X-MHPS、冷高压分离过程RUA-X-CHPS；

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

在冷高压分离过程RUA-X-CHPS，温高分气RUA-X-MHPS-V分离为冷高分气RUA-X-CLHPS-V和冷高分液料RUA-X-CHPS-L；

基于热高分液料RUA-X-THPS-L和或温高分液料RUA-X-MHPS-L，得到液相S100-L；

④在分离回收过程SYS700，设置带气体冷凝收集步骤RUA-X-LCD的热高压分离过程RUA-X-THPS、冷高压分离过程RUA-X-CHPS；

在热高压分离过程RUA-X-THPS，气体RUA-P-XV先分离为热高分气RUA-X-THPS-V和热高分液料RUA-X-THPS-L；热高分气RUA-X-THPS-V，在气体冷凝收集步骤RUA-X-LCD降温分离为冷凝液RUA-X-LCD-L和脱液气RUA-X-LCD-V；

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

基于热高分液料RUA-X-THPS-L和或冷凝液RUA-X-LCD-L，得到液相S100-L。

碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，在加工来自步骤(3)的循环烃MKDS配制的浆液MKDS-MJ的同时，加工其它供氢溶剂油BDS配制的浆液BDS-MJ，其工作方式选自下列中的一种：

①浆液MKDS-MJ、浆液BDS-MJ，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浆液MKDS-MJ、浆液BDS-MJ，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以浆液流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，浆液MKDS-MJ的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液BDS-MJ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，浆液BDS-MJ的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液MKDS-MJ混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。

在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，浆液MKDS-MJ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浆液BDS-MJ；

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过程RU的中间产物；

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过程RU的最终产物。

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，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。

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％。

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％。

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。

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％。

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TRU为0.5～4小时。

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。

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。

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。

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KS的重量流率KS-W的比值为剂煤比K100＝(DS-W)/(KS-W)，K100为0.5～2.0。

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。

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。

本发明，操作方式可以是：

(1)碳氢料加氢反应过程RU为重油加氢反应过程，第一原料RU-F1为主要由重质烃HNBPC组成的重油RU-F1L；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；

供氢烃TO-RU-DS，包括可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃SH的外来供氢烃OUT-TO-RU-DS，包括基于烃液S100-L的循环烃MKDS；

供氢烃TO-RU-DS的重量流率TO-RU-DS-W与重油RU-F1L的重量流率重油RU-F1L-W的比值为剂油比KP80，KP80＝(TO-RU-DS-W)/(RU-F1L-W)，KP70为0.05～1.0。

本发明，操作方式可以是：

在碳氢料加氢反应过程RU，前部反应区RUA的重质烃HNBPC加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：

①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；

②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；

③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。

本发明，操作方式可以是：

(2)在冷凝分离过程S100，气体RU-X-PV降温后分离为包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃液S100-L和富氢气气体S100-V，富氢气气体S100-V的去向，选自下列中的一种或几种：

①至少一部分富氢气气体S100-V，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气S100-V-CHPS-V，至少一部分S100-V-CHPS-V作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程RU使用；

②至少一部分富氢气气体S100-V，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气S100-V-CHPS-V，至少一部分S100-V-CHPS-V经过氢气提纯过程HUPSYS脱出至少一部分非氢气气体，得到高纯度氢气S100-V-CHPS-V-PH；至少一部分高纯度氢气S100-V-CHPS-V-PH作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程RU使用；

③至少一部分富氢气气体S100-V，降温脱水、脱油后成为温高压分离气S100-V-KMHPS-V，至少一部分温高压分离气S100-V-KMHPS-V自流进入煤加氢直接液化反应过程RU的操作压力较低的反应区二次使用；

④至少一部分富氢气气体S100-V，自流进入煤加氢直接液化反应过程RU的操作压力较低的反应区二次使用。

本发明，在碳氢料加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段时，操作方式可以是：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，前部反应区RUA产物的回收过程，与后部反应区RUB产物的回收过程，部分或全部共用。

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，前部反应区RUA的气体产物的回收过程，与后部反应区RUB的气体产物的回收过程，部分或全部共用。

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，前部反应区RUA的液料产物的回收过程，与后部反应区RUB的液料产物的回收过程，部分或全部共用。

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，前部反应区RUA的浆液产物的回收过程，与后部反应区RUB的浆液产物的回收过程，部分或全部共用。

本发明，操作方式可以是：

50重量％以上的供氢烃TO-RU-DS，由基于烃液S100-L的循环烃MKDS提供。

本发明，操作方式可以是：

100重量％的供氢烃TO-RU-DS，由基于烃液S100-L的循环烃MKDS提供。

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；根据反应器是否具有气液分离功能，反应段中可能使用气液分离器或者不使用气液分离器。

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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

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，本发明特别适合于和液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器组合使用。

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兼有反应器、气液分离器功能，因此，1台纯逆流反应器就能构成一个完整的反应段。

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

本发明所述煤加氢直接液化反应过程RU，核心目的是在反应历程中煤逐步液化转变为液体油，因此，以煤粉或煤浆的主体流动方向为基准正向。这样，在1台纯逆流煤加氢直接液化反应器中，氢气主体流动方向属于逆向流动，浆液自上向下流动属于正向流动，浆液流动过程的前半段属于前反应段，浆液流动过程的后半段属于后反应段。同理，在2台纯逆流煤加氢直接液化反应器组成的2段反应过程中，以自中上部接收煤浆的反应器为第一反应器，第一反应器底部排出的浆液进入第二反应器中上部的流动属于正向流动，自中下部接收氢气原料的反应器为第二反应器，第二反应器上部排出的气体进入第一反应器中下部的流动属于逆向流动，第一反应器属于前反应段，第二反应器属于后反应段。

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，他可以防止低沸点供氢溶剂在反应过程长期存留发生过多的热裂化反应，但是这一功能的使用价值没有被发觉，因为简单的纯逆流的气提蒸发功能导致该工艺几乎无法使用常规沸程为230～350℃的中质烃类的供氢溶剂，尽管这些供氢溶剂组分通常是双环结构的部分饱和的芳烃如四氢萘或四氢萘系物，是载氢量高的理性供氢溶剂组分；而本发明的出现，可以弥补纯逆流反应器的上述缺陷，从而对其进行技术改进。

对于煤加氢直接液化反应过程，反应器内设置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，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，因此，1台这种反应器也能构成一个完整的反应段，只是其浆液产物含有少量气泡，其顶部产物是气液混相物料，当然可以控制大部分比如80～90％的浆液进入浆液产物，从而使顶部气液产物仅含有浆液产物的10～20％；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，其它不带气液分离功能的反应器排出的最终产品，均为气液混相物料，通常需要使用具有气液分离功能的分离罐，将气液混相物料分离为气体、液料分别回收；最终反应产物的气液分离罐，应使用清晰分离罐，通常希望气体产物尽可能不含有固体，希望液料产物尽可能不含气泡。

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进行最终气相产物的清晰脱尘、脱液功能，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，表现的更为直观，它也是最接近纯逆流反应器的最简单的近视操作流程。

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个或多个反应段，其中反应段之间存在浆液的串联流动，以浆液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，比如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，可以经过脱气罐脱出超饱和气泡后成为一次脱气浆液产物，一次脱气浆液产物用作最终浆液产物降压后去回收系统。

本发明，在许可的条件下，可以多使用循环烃MKDS配制粉浆MKDS-MJ，从而降低大循环回路供氢溶剂油的数量；尽管本发明的目标是循环使用含有常规沸点为230～400℃烃组分的液相S100-L，但是，允许循环物流含有常规沸程低于230℃的更轻的烃类、常规沸程高于400℃的更重的烃类。

根据具体过程操作条件的变化，循环循环烃MKDS中的大部分烃类，可以选自下列常规沸程中的1种或几种：

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃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：

在返回过程TLOOP，至少一部分循环烃MKDS去碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，选自下列中的一种或几种：

选择1，至少一部分循环烃MKDS，自流返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择2，至少一部分循环烃MKDS，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择3，至少一部分循环烃MKDS，换热升温后，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择4，至少一部分循环烃MKDS用作煤浆配制溶剂油配置煤浆MKDS-MJ，然后煤浆MKDS-MJ进入煤加氢直接液化反应过程，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择5，至少一部分循环烃MKDS用作煤浆配制溶剂油配置煤浆MKDS-MJ，然后煤浆MKDS-MJ进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择6，至少一部分循环烃MKDS，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS进入煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

至少一部分供氢溶剂油H-MKDS用作煤浆配制溶剂油配置煤浆H-MKDS-MJ，然后煤浆H-MKDS-MJ进入煤加氢直接液化反应过程，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

至少一部分供氢溶剂油H-MKDS用作煤浆配制溶剂油配置煤浆H-MKDS-MJ，然后煤浆H-MKDS-MJ进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择10，至少一部分循环烃MKDS，在洗涤步骤DW，作为气体RU-X-PV的洗涤油使用以洗涤脱出气体RU-X-PV中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体RU-X-PV中的部分烃类冷凝为液相DWL；

至少一部分液相DWL返回煤加氢直接液化反应过程，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择11，至少一部分循环烃MKDS，在洗涤步骤DW，作为气体RU-X-PV的洗涤油使用以洗涤脱出气体RU-X-PV中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体RU-X-PV中的部分烃类冷凝为液相DWL；

至少一部分液相DWL返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择12，至少一部分液相DWL，返回煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应之前，用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油。

对于本发明冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法而言，为了提高回流液收率，可以设置气提步骤BH-S气提反应产物浆液；实现浆料中质烃组分汽化的方式不受限制，具体方式很多，按照对应的气提气物料BH的来源类型，至少可以选择下述物料的1种或几种：

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的新氢；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的循环氢气；

使用气提氢气时，本发明形成了一种包含催化反应步骤和中馏分溶剂油的气提冷凝回流步骤的“催化分馏”集成工艺，可充分发挥中质供氢溶剂的供氢能力，降低长循环回路供氢溶剂用量，提高过程经济性。

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，但是能够有效降低长循环回路供氢溶剂油数量。

本发明，在冷凝分离过程S100，气体RU-X-PV降温后分离为包含常规沸点为230～400℃的烃组分的烃液S100-L和富氢气气体S100-V，富氢气气体S100-V的去向，选自下列中的一种或几种：

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。

图1是本发明的冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法的工艺原则流程图。图1同时示出了冷凝分离过程S100的排出气的一种回收过程的工艺原则流程图。

如图1所示，在煤加氢直接液化反应过程RU中，由包含循环烃MKDS的物料MKDS-TORU、其它可能使用的煤浆NMJ、氢气HF及其它可能存在的其它反应介质，进行煤加氢直接液化反应RU-R转化为煤加氢直接液化最终反应产物RU-P，最终反应产物RU-P分离出液体或浆液产物RU-LP、含有常规沸点为230～400℃烃类的气体产物RU-X-PV。

如图1所示，在冷凝分离过程S100，气体RU-X-PV经过间接换热和或与冷却介质直接混合的方式，使气体RU-X-PV中的至少一部分常规沸点为230～400℃的烃类被冷凝为液相，然后分离为气相S100-V和液相S100-L。

如图1所示，本发明的主要特征在于，在返回过程TLOOP，至少一部分液相S100-L作为作为循环烃MKDS，通过一定的有效方式返回煤加氢直接液化反应过程RU的前部反应区RUA接触浆料进行煤加氢直接液化反应。如图1所示，通常液相S100-L至少分为两路，一路用作循环烃MKDS，一路作为煤加氢直接液化反应过程RU的中质烃产物S100-LP；中质烃产物S100-LP，可以去溶剂油加氢稳定反应过程MKDS-MR转化为供氢溶剂循环使用，可以去加氢提质反应过程MKDS-HDR转化为氢含量更高、杂质含量极低的提质油。

如图1所示的流程图，在冷凝分离过程S100，为了脱出气体RU-X-PV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CWL即DSL01，洗涤气体RU-X-PV；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HX25间接冷凝冷却成为气液混相物料S100-V1，然后进入冷凝分离过程S200。

如图1所示，在冷凝分离过程S200，气液混相物料S100-V1分离为气相S200-V和液料S200-L；冷凝分离过程S200得到液相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，所述冷凝分离过程S100、冷凝分离过程S200，可以在一台组合设备中完成。

甚至于，冷凝分离过程S100，可以与碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU产生气体RU-X-PV的步骤比如反应器或热高压分离器，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S200，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。

如图1所示，一部分液相S100-L作为作为循环烃MKDS，返回煤加氢直接液化反应过程RU的前部反应区RUA的方式不受限制，有多种有效方式。

如图1所示，根据具体反应过程的反应产物的气液分离形式的不同，气体RU-X-PV可以来自反应器，可以来自气液分离罐，可以是来自任意一个排出气体产物RU-X-PV的反应段，可以是1路或2路或多路气体产物RU-X-PV的混合气。

如图1所示，冷凝某一路气体产物RU-X-PV得到的循环烃MKDS，返回煤加氢直接液化反应过程RU的前部反应区RUA的具体位置不受限制，但是均组成循环回路。通常，根据本发明的主要目的冷凝任一路气体产物RU-X-PV得到的循环烃MKDS，均返回煤加氢直接液化反应过程RU的第一反应段的第一反应器。

如图1所示，循环烃MKDS返回煤加氢直接液化反应过程RU的前部反应区RUA的途中，可以充当高压浓煤浆SC-MJ-HP的稀释剂。如图1所示，低压浓煤浆SC-MJ-LP经过煤浆泵SC-MJ-PUMP升压后成为高压浓煤浆SC-MJ-HP；通常经过屏蔽泵加压后的循环烃MKDS，升高较小幅度的压差后，可以直接与高压浓煤浆SC-MJ-HP混合稀释之，这种操作方式的优点在于：可以形成小流量的低压浓煤浆高压差加压过程、高压浓煤浆稀释后形成大流量稀释煤浆的加热升温过程的组合方式，降低低压浓煤浆流量，从而减少价格昂贵的煤浆泵的用量，并显著降低煤浆增压过程的电耗量，因此，特别适合于煤浆粘度对煤浆浓度不敏感的煤种，也可用来调节煤浆泵的流量，使煤浆泵能力不至于富余过多而增加无效投资。

事实上，当煤加氢直接液化反应过程使用2个或者多个反应段时，本发明推荐反应段使用氢气并联操作或和氢气逆流操作的方式，这时，第一反应段的气相产物也是最终气相产物，冷凝第一反应段气体产物得到的循环烃MKDS返回第一反应段循环使用，这种操作模式，是本发明的推荐用法。

本发明，把煤加氢直接液化反应过程，分成了前部反应区、后部反应区两段，大体而言，前部反应区是夺氢剂(或热解自由基)浓度高的反应区，后部反应区是夺氢剂(或热解自由基)浓度低的反应区，供氢剂在前部反应区则表现为事实上的供氢功能(脱氢芳构化)，过量的供氢剂在后部反应区则表现为事实上的加氢热裂化轻质化效果(而这不是期望的效果)，因此，为了最优化地控制供氢剂的热力学行为，提出了本发明，以提高中质烃供氢剂的供氢作用、降低中质烃供氢剂的热裂化率。

图2是本发明的冷凝回用第一反应段反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法的工艺原则流程图。

如图2所示，在返回过程TLOOP，循环烃MKDS返回煤加氢直接液化反应过程RU的第一反应段RU1接触浆料进行煤加氢直接液化反应，其具体操作方式，有以下几种：

选择1，至少一部分循环烃MKDS，自流返回煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行煤加氢直接液化反应；这时，需要冷凝分离过程的凝液存储区的标高，与第一反应段的接收循环烃MKDS的流程点存在足够的标高差，从而具有足够推动力(重力)自流进入第一反应段RU1，并且通常还要满足流量调节阀需要的压差；

选择2，至少一部分循环烃MKDS，进入文丘里增压器中，被动力介质高速流过喉部造成的低压区吸入，然后在通道扩大段降低流速后实现增压，返回煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

文丘里增压器的流通介质，可以是气体或液体，如新氢、循环氢、煤浆、循环浆液，甚至可以是来自后部反应段的反应产物的热高压分离气，甚至可以是气液两相介质；

这时，需要冷凝分离过程的凝液存储区的标高，与第一反应段的接收循环烃MKDS的流程点存在一定的标高差，从而与文丘里增压器的增压能力，一同形成足够推动力进入第一反应段RU1，并且通常还要满足流量调节阀需要的压差；

选择3，至少一部分循环烃MKDS，进入文丘里增压器中，被动力介质高速流过喉部造成的低压区吸入，然后在通道扩大段降低流速后实现增压，返回煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

这时，可以不要求冷凝分离过程的凝液存储区的标高，与第一反应段的接收循环烃MKDS的流程点存在一定的标高差；但是，要求文丘里增压器的增压能力，满足要求，使凝液被稳定连续的吸入文丘里增压器，并且通常还要满足流量调节阀需要的压差；

选择4，至少一部分凝液S100-L即S100-L2，首先进入脱轻轻组分步骤S500，分离为主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的脱轻轻组分凝液S500-L和其它分离产物S500-LB；

在脱轻轻组分步骤S500，凝液S100-L2，通常分离出主要由常规沸点高于200℃、一般主要由200～400℃的烃组分组成的脱轻轻组分凝液S500-L；

然后，S500-L21作为煤浆配制溶剂油即循环烃MKDS-HO，在煤浆配置部分M100配制煤浆RU-X-MKDS-MJ，并进入煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择5，至少一部分脱轻轻组分凝液S500-L即S500-L2或者至少一部分凝液S200-L即S200-L3，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS，进入煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

H-MKDS，可以用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油，然后进入煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择6，至少一部分脱轻轻组分凝液S500-L即S500-L2或者至少一部分凝液S200-L即S200-L3，去溶剂油加氢稳定过程MKDS-MR进行加氢稳定反应以恢复供氢能力转化为加氢稳定反应产物MKDS-MRP；

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS，至少一部分供氢溶剂油H-MKDS，在煤浆配置部分M100配制煤浆RU-1-MKDS-MJ，并进入煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；

选择7，至少一部分凝液S100-L1作为循环烃MKDS，在洗涤步骤DW，作为气体RU-X-PV的洗涤油使用以洗涤脱出气体RU-X-PV中的粉尘；在完成洗涤脱尘的过程，得到含尘洗涤油DW-L，DW-L进入煤加氢直接液化反应过程的第一反应段RU1，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

如图2所示，在配浆过程M100，用煤粉KS、循环配浆溶剂S500-L1和或供氢溶剂H-MKDS、其它可能存在的配浆溶剂NL1、催化剂CAT、其它煤浆配料NL2等物料，配制煤浆RU-1-MKDS-MJ。

在配浆过程M100，根据需要可能同时使用配浆溶剂油NL1、其它配浆液料NL2，以调节煤浆的粘度和煤粉浓度；配浆溶剂NL1通常为高沸点烃比如常规沸点高于400℃的烃组成的供氢溶剂油，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。配煤浆过程的操作温度，根据需要确定，既要降低溶剂油蒸发量(这需要降低温度)，又要降低浆液粘度(这需要升高温度)，通常为20～250℃、一般为80～200℃。

在配浆过程M100，循环配浆溶剂S500-L1和或供氢溶剂H-MKDS，可以单独使用，与煤粉配置煤浆。

在配浆过程M100，循环配浆溶剂S500-L1和或供氢溶剂H-MKDS，可以与配浆溶剂NL1如高沸点烃或高沸点烃供氢溶剂油混合使用。

图3是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的工艺原则流程图。

如图3所示，在气提步骤BS700，来自煤加氢直接液化反应过程RU的前部反应区RUA的含浆液产物的物料RU-X-LP，与含气提气物料BG10完成至少一次接触后分离为气体BS700-V和浆液BS700-L，使物料RU-X-LP的浆液中的至少一部分常规沸点为230～400℃的烃类汽化进入气体BS700-V中，气体BS700-V中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量，大于物料RU-X-LP的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量、物料BG10的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量之和。

含浆液产物的物料RU-X-LP，可以是基本不含气泡的浆液，如气液混相反应产物的热高分离器排出的浆液；含浆液产物的物料RU-X-LP，可以是含有少量气泡的浆液，如设置集液杯的悬浮床反应器由集液杯排出的浆料；含浆液产物的物料RU-X-LP，可以是气液反应产物。

含气提气物料BG10，可以是基本不含液相或浆液的气体，如新氢或循环氢气或脱液气体，也可以是下游反应段RUB排出的气体或含气体物料，甚至可以是来自其它加氢过程的气体，如溶剂油加氢稳定反应过程排出的氢气(最好是脱液氢气、)、加氢提质过程排出的氢气(最好是脱液氢气)；含气提气物料BG10，可以是含有少量液相或浆液的气体，如气液反应产物的热高分离器排出的夹带液滴或浆料的气体；含气提气物料BG10，可以是气液反应产物，如设置集液杯的悬浮床反应器由集液杯排出大部分浆液产物时反应器顶部排出的气液混相产物。

图4～图8是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的几种典型气提和气液分离方式的工艺原则流程图。

气液分离器，可以设置隔板分隔出2个或多个气液分离子空间，比如有的子空间用于气液进料的气液分离，有的子空间用于浆液和气提气的气提操作。

图4是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第1种设备结构功能示意图。

如图4所示，可能含液相或浆液的含气提气物料BG10，与可能含气泡的含浆液产物的物料RU-X-LP，在进入气液分离空间之前的混合空间混合成混合物MF700后进入气液分离空间如气液分离罐，混合位置可以是管道内或管道的混合器中甚至可以是反应器中或气液分离器内的混合器中；在气液分离空间如热高压分离器BS700中，分离为向上流动的气体BS700-V和向下流动的液体BS700-L。

图5是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第2种设备结构功能示意图。

如图5所示，可能含液相或浆液的含气提气物料BG10，在热高压分离器BS700的下部空间进行气液分离，分离为向上流动的气体BG10-V和液体BG10-L；可能含气泡的含浆液产物的物料RU-X-LP在热高压分离器BS700的上部空间进行气液分离，分离为向上流动的气体RU-X-LP-V和液体RU-X-LP-L，液体RU-X-LP-L分布后向下流过设置于中上段的人字形塔板区域Z1，在此与向上流动的气体BG10-V逆流接触进行汽化闪蒸后成为液体BS700-I-LP下落到下部空间DA；气提传质段Z1上升气相和RU-X-LP-V，混合后作为热高分气BS700-V；液体BS700-I-LP和液体BG10-L，混合后作为BS700-L。

图6是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第3种设备结构功能示意图。

如图6所示，可能含液相或浆液的含气提气物料BG10，与可能含气泡的含浆液产物的物料RU-X-LP，在进入气液分离空间之前的混合空间混合成混合物MF700后进入气液分离空间如气液分离罐；在气液分离空间如热高压分离器BS700中的A区，分离为向上流动的气体MF700-V和向下流动的液体MF700-L；同时，联合分离的物料MF600，在气液分离空间如热高压分离器BS700中的B区，分离为向上流动的气体MF600-V和向下流动的液体MF600-L；气体MF700-V和气体MF600-V，混合后作为热高分气BS700-V；液体MF700-L和液体MF600-L，混合后作为BS700-L；此时的分离罐BS700E，是一种使用分隔板形成相对独立的2个分离空间的组合分离器，分隔板GB的上部、下部气相空间连通。

图7是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第4种设备结构功能示意图。

图7所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第4种设备结构及功能，与图6所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第3种设备结构及功能的差别在于：分隔板GB的上部气相空间连通、下部气相空间不连通，分隔板GB的下部液相空间连通。

图8是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第5种设备结构功能示意图。

图8所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第5种设备结构及功能，与图7所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤BS700的第4种设备结构及功能的差别在于：分隔板GB的上部气相空间连通、下部气相空间不连通、下部液相空间也不连通，分离罐BS700E，排出2个液料产品，一个液料产品是MF700-L即BS700-L1，一个液料产品是MF600-L即BS700-L2。

图9是本发明的含浆液产物的物料的模糊气提步骤BS750的工艺原则流程图。

如图9所示，在气提步骤BS750，来自煤加氢直接液化反应过程RU的含浆液产物的物料RU-X-LP，与含气提气物料BG10完成至少一次接触后分离为一个相对气液体积比大的富气物料BS750-MV、一个相对气液体积比小的富液物料BS750-ML，使物料RU-X-LP的浆液中的至少一部分常规沸点为230～400℃的烃类汽化进入富气物料BS750-MV中，富气物料BS750-MV中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量，大于物料RU-X-LP的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量、物料BG10的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量之和；这种工作方法存在于用于气液产物部分脱液或者部分脱气的气液分离空间，如设置集液杯的悬浮床加氢反应器在集液杯上部的气液分离空间所具有的气液产物部分脱液功能区。

图10～图18是本发明的几种典型结构反应器的气提方式或和凝液MKDS返回方式的工艺原则流程图。

气提气，可以在某一个反应段所包含的串联操作的反应器之间的输料管道中加入。

气提气，可以在反应器内加入，并且根据需要可以在气提气的加入位置之后设置气液混合区和再分配盘，可以设置反应器器壁挡板、锥形开孔遮蔽挡板，减少喷出的氢气干扰下部空间的流场的对称性、稳定性。

气提气，通常为富氢气气体，因此，在反应器内注入气体氢气，可以同时具有补充氢气或增加氢气分压的作用，也利于降低注入气提氢气之前的反应段的气液体积比，增加反应空间的液含率，提高反应空间效率。

图10是本发明的纯逆流反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

如图10所示本发明的纯逆流反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应器RU-X使用液体原料上进料而液体产物下排料、含气物料原料下进料而气相产物上排料的逆流反应器；逆流反应器的底部有液料脱气泡段、上部有气体脱液段；通常，包含液体、固体同时可能夹带气相的液料原料RXLF，通过反应器中上部的分布器X51均匀分布到反应器的水平截面上；包含气体同时可能夹带浆液的氢气进料RXH，通过反应器中下部的分布器X55均匀分布到反应器的水平截面上；在逆流反应器的主反应区，液料主体流向为下行，气泡相气体主体流向为上行。

如图10所示，在逆流反应器内，分布器X51以上存在大量液体的区域为液体脱气区，用于气液分离，顶部气相区即动态液面以上的区域为气体脱液区，气体产物自顶部排出反应器；分布器X55以下附近区域为产物液体脱气区，用于气液分离；逆流反应器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；逆流反应器底部结构，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10所示，由于逆流反应器的底部为锥形底，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逆流反应器，而不会在逆流反应器底部淤积，从而确保高灰煤加氢直接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，因此该煤加氢直接液化反应器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，从而实现煤加氢直接液化反应器长周期、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煤加氢直接液化反应器，而不会沉积在反应器筒体内，如果这些固体沉积，将导致反应有效空间减小，降低煤加氢直接液化反应器的处理量，增加反应热点，增加煤加氢直接液化反应器操作风险。

如图10所示，煤加氢直接液化逆流反应器系统还包括用于监测液位高度的液位传感器X75和液位控制阀X78，液相产物经过排放管路、液位控制阀、管路后，去下段反应器；最后一段反应器排出的液料产物，通常去中压或低压气液分离系统脱气后得到煤加氢直接液化生成油物料，煤加氢直接液化生成油物料通常经过分馏部分分离为窄馏分油品和含固体的残渣，合适沸程的液化生成油馏分经过部分芳烃加氢饱和的加氢稳定反应过程后，作为供氢溶剂油配制煤浆进入煤加氢直接液化反应过程使用，剩余的合适沸程的液化生成油馏分作为产品去加氢提质反应过程或者经过加氢稳定反应过程后再去加氢提质反应过程。

如图10所示，液位控制阀X78设置在排放管路上，液位传感器X75信号与液位控制阀X78连接，通过液位传感器X75对反应器筒体内的液位进行监控，然后液位传感器X75将检测到的液位信号输送至液位控制阀X78，液位控制阀X78根据接受到的液位信号来控制开度调节产物排放速度，使得反应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煤加氢直接液化反应器内的停留时间。液位传感器X75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。另外，高压差液位控制阀X78，通常使用耐高温、耐磨材料。

如图10所示，在反应器RU-X系统，新鲜油煤浆RXLF进入反应器RU-X的中上部，经过分布器X51均匀分布到反应器RU-X的水平截面上，然后下行；氢气进料RXVF通过反应器RU-X中下部的分布器X55均匀分布到反应器RU-X的水平截面上，然后上行；可能使用的补充氢气RXH和其它进料气体RXV，作为RXVF使用；气体产物RU-X-PV自顶部排出反应器RU-X，液料产物RU-X-LP在调节阀X78的流量控制下自底部排出反应器RU-X，去下游操作过程。

如图10所示，对于单台纯逆流反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，凝液MKDS进入反应器RU-X的中上部位于分界线ZLINE之上的区间，分界线ZLINE位于分布器X51、X55之间的大约中间位置；凝液MKDS的位置低于分布器X51且不能离X51太近，因为凝液MKDS进入反应器后，在下行过程中会逐步被逆流气体气提蒸发，凝液MKDS的汽化部分会快速离开反应区间而不能穿行前部反应区，从而过多的降低操作效率；凝液MKDS的位置高于分界线ZLINE但是不宜或不能低于分界线ZLINE，因为，凝液MKDS进入反应器后，在下行过程中不能及时汽化的组分会进入浆液产物RU-X-LP中，或者会在后部反应区经历太长停留时间发生过多的热裂化负反应，从而降低反应选择性、降低操作效率。

如图10所示，对于2台或多台串联操作纯逆流反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，凝液MKDS可以进入第一反应器的分界线ZLINE之下的区间甚至靠近分布器X55的位置，当然也可以进入第二反应器的上部位置。

如图10所示，可能使用的气提物料BG10，位于凝液MKDS进入反应器RU-X的位置的下部的靠近之处，用于气提前部反应段下降浆液中的中质烃。

图11是本发明的设置集液杯的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

如图11所示，本发明的设置集液杯的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应器RU-X是使用液体原料RXLF下进料、气体原料RXVF下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物RU-X-P，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物RU-X-LP优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，其余气液产物RU-X-MP自反应器顶部排出。

如图11所示，煤加氢直接液化反应器RU-X，使用液体产物集液杯和导液管，包含气体、液体、固体的综合反应原料自底部进入反应器，上流通过分布器(图中用虚线表示)均匀分布在反应器的水平截面上，然后上流通过主反应区，转化为产物RU-X-P；产物RU-X-P通过收集杯外侧壁与反应器内侧壁形成的环隙通道上流进入气液分离区，在重力作用下，部分液体RU-X-LP聚集在收集杯中，其余产物RU-X-MP自顶部排出反应器。

如图11所示，对于单台反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，凝液MKDS进入反应器RU-X的底部进料中；对于2台或多台串联操作的反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，凝液MKDS通常进入第一反应器中；当第一反应段包含串联操作的2台或多台反应器时，凝液MKDS可以进入第一反应段的任意反应器中。

如图11所示，气提物料BG10，进入反应器RU-X内的靠近集液杯的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物RU-X-MP中自反应器顶部排出，这样降低了液体RU-X-LP内的中质烃数量。

图12是本发明的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

如图12所示，本发明的设置集液杯和液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应器RU-X是使用液体原料RXLF下进料、气体原料RXVF下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物RU-X-P，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物RU-X-LP优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出、经循环泵RU-X-PUMP加压后返回反应器RU-X底部循环加工，气液产物RU-X-MP自反应器顶部排出。

如图12所示，对于单台反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，凝液MKDS进入反应器RU-X的底部进料中；对于2台或多台串联操作的反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，凝液MKDS通常进入第一反应器中；当第一反应段包含串联操作的2台或多台反应器时，凝液MKDS可以进入第一反应段的任意反应器中。

如图12所示，本发明不考虑在反应器内设置气提位置，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。

图13是本发明的设置液体产物强制循环和排出液强制气提的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

图13所示本发明的设置液体产物强制循环和排出液强制气提的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，与图12所示本发明的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图的差别仅在于：循环泵同时排出浆液产物RU-X-LP，浆液产物RU-X-LP与气提气物料BG10混合后成为物料MF700，物料MF700去气液分离罐进行气液分离。这种工作方式的优点在于，利用反应器内的气液分离功能，可以方便地实现浆液产物RU-X-LP与气提气物料BG10的强制混合比如使用管道混合器强制混合。

图13所示气提方式，是高温液料产物的气提脱中质烃过程，也是中质烃汽化吸热实现高温液料产物降温的过程，是一种含易结焦组分的液料的降温和汽化中质烃的双功能方案。

图14是本发明的设置液体产物强制循环和排出液的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

图14所示本发明的设置液体产物强制循环和排出液的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，可以认为是图11、图12两种流程的组合运用。

如图14所示，气提物料BG10，进入反应器RU-X内的靠近集液杯的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物RU-X-MP中自反应器顶部排出，这样降低了液体RU-X-LP中的中质烃数量。因此，该流程不适合于前部反应段或第一反应段的反应器，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。该流程，可以应用于后部反应段或最后反应段的反应器，因为在反应器内进行气提可以将部分中质烃汽化进入气相中，并最终将这些中质烃导入第一反应段之中二次使用。

图15是本发明的第一反应段使用2台串联操作的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

图15所示本发明的第一反应段使用2台串联操作的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，可以认为是图12流程的一种变种，因此，反应过程不使用气提物料，凝液MKDS可以进入第一反应段的第一反应器入口或第二反应器入口。

如图15所示，煤加氢直接液化反应器RU-1使用液体原料RU-1-LF下进料、气体原料RU-1-VF下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物RU-1-P，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物RU-1-LP优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，经循环泵RU-1-PUMP加压后返回反应器RU-1底部循环加工，气液产物RU-1-MP自反应器顶部排出。

如图15所示，煤加氢直接液化反应器RU-2使用含浆液物料为RU-2-MF下进料、气体原料RU-2-VF为下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物RU-2-P，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物RU-2-LP优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，经循环泵RU-2-PUMP加压后返回反应器RU-2底部循环加工，气液产物RU-2-MP自反应器顶部排出。

图16是本发明的设置内部导流筒且导流筒内介质上流的内循环式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

如图16所示，反应器形式为设置内部导流筒的内循环式悬浮床反应器，中心上流、四周下流流场分布，反应器顶部排出气液混相产物进入对应的气液分离器中。该反应器的顶部，具有一定的气液分离功能，因此可以在此进行气提操作。

图16所示，气提物料BG10，进入反应器RU-X内的靠近导流筒的顶部出口的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物RU-X-MP中自反应器顶部排出，这样降低了回流浆液RU-X-LP中的中质烃数量。因此，该流程不适合于前部反应段或第一反应段的反应器，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。该流程，可以应用于后部反应段或最后反应段的反应器，因为在反应器内进行气提可以将部分中质烃汽化进入气相中，并最终将这些中质烃导入第一反应段之中二次使用。

图16所示，凝液MKDS可以进入第一反应段的起始反应位置或中间反应位置，如进入第一反应器入口或第一反应器中间。

图16所示，当第一反应段使用2台或多台串联操作的反应器时，凝液MKDS可以进入前部反应区RUA的任意反应器中。

图17是本发明的设置内部导流筒且导流筒内介质下流的内循环式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

图17所示工艺流程图，与如图16所示工艺流程图相比，流程中设备间的物料走向相同，差别仅在于：反应器形式替换为设置内部导流筒的内循环式悬浮床反应器，中心介质下流、四周上流流场分布；当然，气提气BG10分布器的形式与位置也发生了调整。

图18是本发明的空筒鼓泡床式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。

如图18所示，反应器内主体流向是上流，尽管反应器内局部空间存在液料向下的内环流，中心上流、四周下流流场分布；反应器顶部排出气液混相产物进入对应的气液分离器中。该反应器的顶部，不具有明显的气液分离功能，因此难以在反应器内进行气提操作，故不设置气提气用点。

图18所示，凝液MKDS可以进入第一反应段的起始反应位置或中间反应位置，如进入第一反应器入口或第一反应器中间。

图18所示，当第一反应段使用2台或多台串联操作的反应器时，凝液MKDS可以进入前部反应区RUA的任意反应器中。

图19～图22是气相产物RU-X-PV的冷凝分离和回流过程的几种具体工作方式的工艺原则流程图，同时示出了设备的组合方式。

图19是本发明的气相产物RU-X-PV的冷凝分离和回流过程的第1种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图19所示，在冷凝分离过程S100，含气相产物的物料RU-X-PV进入的设置洗涤脱尘段的气液分离器S100E，包括脱尘段WD10和进料闪蒸段S110；含气相产物进入气液分离器S100E之前，可能经过换热冷却步骤；含气相产物的物料RU-X-PV，在气液分离器S100E中分离为上行的气体RU-X-PV-V、下行的液料或浆料RU-X-PV-L；上行的气体RU-X-PV-V，与洗涤液MKDS-DW逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃，洗涤后气体S100-V自顶部排出气液分离器S100E；下行的液料或浆料RU-X-PV-L，与洗涤段下降的液体混合成为液料或浆料S100-L，自底部离开气液分离器S100E。这是常用的工作方式。

如图19所示，气体S100-V经过冷却器HX25间接冷却降温后成为降温物料S100-V1，进入冷凝分离过程S200的气液分离器S200E中分离为气相S200-V和液料S200-L；冷凝分离过程S200得到的液相S200-L分为3路，第1路液相S200-L经泵S200-L2-PUMP加压后可以用作洗涤油或洗涤冷却油S200-L2进入气液分离器S100E的洗涤段DWE循环使用，第2路液相S200-L可以用作外排油S200-L1去回收系统，第3路液相S200-L可以用作循环烃MKDS。

图20是本发明的气相产物的冷凝分离和回流过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图20本发明的气相产物的冷凝分离和回流过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图，与图19所示的本发明的气相产物冷凝过程的第1种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：冷凝分离过程S200的操作方式不同。

如图20所示，气体S100-V进入冷凝分离过程S200的气液分离器S200E中，分离为上行的气体S100-V-V和下行的液料S100-V-L；上行的气体S100-V-V，与来自分离罐S200E底部的循环洗涤冷却液S200-L1-RL逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃并降低温度产生凝液，洗涤后气体S200-V自顶部排出气液分离器S200E；洗涤段下降的液体，与下行的液料或浆料S100-V-L混合成为液料或浆料S200-L，自底部离开气液分离器S200E。

如图20所示，液相S200-L分为4路，第1路用作S200E的环洗涤冷却液S200-L1-RL，第2路用作的洗涤油或洗涤冷却油S200-L2，第3路用作的循环烃MKDS，第4路用作外排油S200-L1去回收系统。

图21是本发明的气相产物的冷凝分离和回流过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图21所示的本发明的气相产物冷凝过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图，与图20所示的本发明的气相产物冷凝过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：将气液分离器S200E与气液分离器S100E组合为1台设备。

如图21所示，在冷凝分离过程S100，含气相产物的物料RU-X-PV进入的设置洗涤脱尘段的气液分离器S100E，包括进料闪蒸段S110、脱尘段WD10和上部液相抽出冷却回流段KS200；含气相产物的物料RU-X-PV，在气液分离器S100E的闪蒸段S110中分离为上行的气体RU-X-PV-V、下行的液料或浆料RU-X-PV-L；上行的气体RU-X-PV-V，与洗涤液S200-L2逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃，成为洗涤后气体S110-V；洗涤后气体S110-V，自洗涤器DWE顶部排出后上行，经过设置升气管的集液盘UV后，与冷却回流段KS200的循环洗涤冷却液S200-L1-RL逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃并降温产生凝液，洗涤后气体S200-V自顶部排出气液分离器S200E。

如图21所示，冷却回流段KS200的集液盘UV排出的凝液S200-L，经过泵S200-L-PUMP加压后分为4路，第1路用作KS200的环洗涤冷却液S200-L1-RL，第2路用作的洗涤油或洗涤冷却油S200-L2去DWE，第3路用作的循环烃MKDS，第4路用作外排油S200-L1去回收系统。

如图21所示，洗涤段WD10下降的液体，与下行的液料或浆料RU-X-PV-L混合成为液料或浆料S100-L，自底部离开气液分离器S100E。

图21所示本发明的冷凝过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程，其组合设备气液分离器S100E为高压设备，其顶部与底部的操作温差需要加以控制。本质上讲，图21所示的组合设备气液分离器S100E，是一台结构简单的精馏塔。

图22是本发明的气相产物的冷凝分离和回流过程的第4种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图22所示的本发明的气相产物冷凝过程的第4种具体工作方式的工艺原则流程图，与图21所示的本发明的气相产物冷凝过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：在气液分离器S100E的顶部增加了一套冷却回流顶循环系统。

如图22所示，在冷凝分离过程S100，含气相产物的物料RU-X-PV进入设置洗涤脱尘段的气液分离器S100E，包括进料闪蒸段S110、脱尘段WD10、中段液相抽出冷却回流段KS200、上部液相抽出冷却回流段KS300。

如图22所示，在顶循环系统KS300中，离开中段冷却循环系统KS200的气体，与顶循环回流冷却液S300-L-RL逆流接触，成为降温后气体S200-V自顶部排出气液分离器S200E。

如图22所示，冷却回流段KS300的集液盘UV3排出的凝液S300-L，经过泵S300-L-PUMP加压后分为2路，第1路用作KS300的循环洗涤冷却液S300-L-RL，第2路用作外排油S300-L1去回收系统。

图22所示本发明的气相产物冷凝过程的第4种具体工作方式的工艺原则流程，其组合设备气液分离器S100E为高压设备，其顶部与底部的操作温差需要加以控制。本质上讲，图22所示的组合设备气液分离器S100E，是一台结构简单的精馏塔。

图23～图26，是纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的几种具体工作方式的工艺原则流程图，同时示出了设备的组合方式。

由于纯逆流反应器的顶部具有气液清晰分离空间，因此，可以布置洗涤脱尘步骤，以保证顶部气相产物的后续操作的稳定性。

图23是本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第1种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图23所示，使用联合反应器UR1E，包括逆流反应区R1、脱尘段R1-WD。

如图23所示，在冷凝分离过程S100，含气相产物的物料RU-1-V经间接换热器HX15降温后进入气液分离器S100E中，分离为自S100E顶部排出的上行气体S100-V、自S100E底部排出的下行液料S100-L。这是常用的工作方式。

如图23所示，液料S100-L分为4路使用，第1路经过泵S100-L2-PUMP加压后去反应器R1的顶部洗涤段用作的洗涤油或洗涤冷却油MKDS-DW-TOR1，第2路经过泵S100-L2-PUMP加压后去反应器R1的中部用作R1前部反应区间的循环烃MKDS-TOR1，第三路用作外排油S100-L1去回收系统。

图24是本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图24所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图，与图23所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第1种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：冷凝分离过程S100的操作方式不同。

如图24所示，气体RU-1-V进入冷凝分离过程S100的气液分离器S100E中，分离为上行的气体RU-1-V-V和下行的液料RU-1-V-L；上行的气体RU-1-V-V，与来自分离罐S100E底部的循环洗涤冷却液S100-L-RL逆流接触，洗涤段下降的液体，与下行的液料或浆料RU-1-V-L混合成为液料或浆料S100-L，自底部离开气液分离器S100E。

如图24所示，液相S100-L分为4路，第1路用作S100E的循环洗涤冷却液S100-L-RL，第2路用作R1内顶部的洗涤油或洗涤冷却油MKDS-DW-TOR1，第3路用作的循环烃MKDS，第4路用作外排油S200-L1去回收系统。

图25是本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图25所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图，与图24所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第2种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：将气液分离器S100E与反应器R1E组合为1台组合设备UR1，组合反应器UR1包括反应段R1、洗涤脱尘段R1-DW和上部液相抽出冷却回流段KS100。

如图25所示，离开反应区R1的上行气体，与洗涤液MKDS-DW-TOR1逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃，成为洗涤后气体RU-1-V，同时洗涤过程的冷凝液进入反应过程，或者被收集排出后进入R1的中部；洗涤后气体RU-1-V，自洗涤器R1-DWE顶部排出后上行，经过设置升气管的集液盘UV1后上行，与冷却回流段KS100的循环洗涤冷却液S100-L-RL逆流接触降温冷凝，脱液后气体S100-V自反应器顶部排出。

如图25所示，冷却回流段KS100的集液盘UV1排出的凝液S100-L，经过泵S100-L-PUMP加压后分为4路，第1路用作KS100的循环洗涤冷却液S100-L-RL，第2路用作的洗涤油或洗涤冷却油MKDS-DW-TOR1去R1-DWE，第3路用作的循环烃MKDS，第4路用作外排油S200-L1去回收系统。

图25所示本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程，其组合反应器UR1为高压设备，其顶部与底部的操作温差需要加以控制。

本质上讲，图25所示的组合反应器UR1E，就是一台反应器和一台结构简单的精馏塔的组合体，从蒸馏塔的角度看，是一台“催化反应蒸馏塔”；从反应器的角度看，是一台“蒸馏塔式催化反应器”。

图26是本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第4种具体工作方式的工艺原则流程图。

如图26所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第4种具体工作方式的工艺原则流程图，与图25所示的本发明的纯逆流反应器的气体产物的冷凝回流过程的第3种具体工作方式的工艺原则流程图的差别在于：在组合反应器UR1E的顶部增加了一套冷却回流顶循环系统KS200。

如图26所示，组合反应器UR1E，包括反应段R1、洗涤脱尘段R1-DW、中部液相抽出冷却回流段KS100、冷却回流顶循环系统KS200。

如图26所示，在顶循环系统KS200中，离开冷却回流段KS100的气体，与顶循环回流冷却液S200-L-RL逆流接触，成为降温后气体S200-V自顶部排出组合反应器UR1E。

如图26所示，顶循环系统KS200的集液盘UV2排出的凝液S200-L，经过泵S200-L-PUMP加压后分为2路，第1路用作KS200的循环洗涤冷却液S200-L-RL，第2路用作外排油S200-L1去回收系统。

图26所示的组合反应器UR1E为高压设备，其顶部与底部的操作温差需要加以控制。本质上讲，图26所示的组合反应器UR1E，就是一台反应器和一台结构简单的精馏塔的组合体，从蒸馏塔的角度看，是一台“催化反应蒸馏塔”；从反应器的角度看，是一台“蒸馏塔式催化反应器”。

图26所示的组合反应器UR1E，可以实现以下工艺目的：

①后部反应段排出的高纯度氢气产物，流向前部反应段的低氢气气相浓度的反应区即前部反应段的后半段(这里的杂质气体和常规气体数量大)，实现了氢气物料的逐级梯级利用；

②氢气逆流，使得前部反应段的杂质气体、常规气体烃、石脑油组分，及时离开反应过程，而不进入后部反应区产生负作用；

③氢气逆流以及气提，使得前部反应段的中质烃组分，及时汽化离开反应过程，而不进入后部反应区产生过度热裂化；

④前部反应段气体产物的中质烃凝液回流，使得仍然具有供氢能力的循环烃MKDS充分发挥供氢能力，以循环的方式提高了剂煤比，从而可以降低长循环回路的供氢溶剂量；

⑤氢气逆流以及气提，使得前部反应段的中质烃组分，及时汽化离开反应过程，而提高了后部反应区进料中目标组分(沥青质、残煤、催化剂)的浓度，可提高后部反应区的反应选择性和反应空间效率；

⑥前反应段，使用液料产物循环，利用后段存在的自产供氢剂，增大了起始端的剂固比，降低固体浓度、降低沥青质浓度；

⑦后反应段，使用液料产物循环，利用后段存在的自产供氢剂，增大了起始端的剂固比，降低固体浓度、降低沥青质浓度；

⑧由于前反应段的沥青质浓度高、液相粘度大，因此，不宜采用纯逆流反应器，推荐使用液相产物强制循环式气液并流上流式悬浮床反应器；

⑨由于后反应段的沥青质浓度低、液相粘度小，因此，可能的话，尽量采用液相产物强制循环式纯逆流反应器，这样流程更为合理；一台逆流反应器，将具有反应器、气提塔、液料产物脱气罐、甚至气体产物脱液和洗涤脱尘的组合功能，为了保证逆流气体管道的平稳运行，可以将回流凝液注入该管道内充当冲洗液使用，并最终进入前段反应器内。

事实上，与现有的煤加氢直接液化反应方法相比，本发明对于煤加氢直接液化反应过程的除催化剂外的全部动力学要素，均提高了效率。

对本发明而言，图25、图26所示的组合反应器UR1E，直观地表达了本发明的总体目标，本质上讲，本发明的目的就是提出一种“催化反应蒸馏式煤加氢直接液化反应方法”，各种具体流程方案的差别仅在于：对上述功能进行了不同形式的组合。

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27～图36。

图27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27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，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27所示，第一反应器USR1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USR1-L-TOR1通过强制循环泵返回第一反应器USR1循环加工。

如图27所示，在反应步骤USR1，煤浆物料USR1-NMJ、循环烃MKDS、可能使用的氢气物流USR1-VF即新氢USR1H，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分离为液体物料USR1-L-TOR1和气液混相料USR1-MP。

如图27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27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27所示，来自气液分离器KD的气体KD-V用作反应气体产物RU-X-PV，去冷凝过程S100得到凝液，回流到第一反应器中。

图28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28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27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但是脱出部分液料进入第二反应段的主体反应区；

如图28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；反应器USR1集液杯排出的液体产物USR1-L，分为二路，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，第二路作为浆液产物USR1-LP进入第二反应器USR2的底部反应区。

图29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29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3种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气并联操作的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27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：增加了第一反应段US1的反应产物USR1-MP2的气液分离器R1-THPS。

如图29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29所示，气体R1-THPS-V去冷凝过程S100得到循环烃MKDS，回流到第一反应器中；浆液R1-THPS-L，作为浆液产物USR1-LP进入第二反应器USR2的反应区用作浆液原料USR2-LF。

图30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30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、氢气并联操作的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28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种典型工艺流程图的不同之处在于：第一反应器顶部气液产物USR1-MP去冷凝过程S100得到循环烃MKDS，回流到第一反应器中。

图31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31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30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32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32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31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32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32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，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，作为煤加氢直接液化液料产物去分离回收系统。

图33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33所示，与图32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34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34所示，与图33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34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34所示，液流USR2-PS-L分为2路，第二路液体作为浆液产物USR2-PS-L-DV送入回收系统。

图35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35所示，与图34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物料USR1-PS-L-DV送入第二反应器USR2中。

如图35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35所示，液流USR1-PS-L分为2路，第二路液体作为浆液产物USR1-PS-L-DV进入第二反应器USR2中。

图36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10种典型工艺流程图。

如图36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10种典型工艺流程图，属于氢气逆流的2段反应过程，第一反应段第一反应器USR1形式为液体产物强制循环式悬浮床反应器，第一反应段气液混相产物进入组合式分离器S100E中分离为气体S200V和浆液S100L；浆液S100L进入第二反应段的气液纯逆流反应器USR2的中上部；第二反应器USR2，顶部的气体USR2-VP逆流进入第一反应器USR1，底部的液体产物USR2-LP送入回收系统。

如图36所示，第一反应器USR1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USR1-L-TOR1通过强制循环泵返回第一反应器USR1循环加工。

如图36所示，在反应步骤USR1，煤浆物料USR1-NMJ、循环烃MKDS、可能使用的氢气物流USR1-VF即新氢USR1H，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分离为循环液体物料USR1-L-TOR1和气液混相产物USR1-MP。

如图36所示，第一反应段气液混相产物USR1-MP进入的组合式分离器S100E，包括进料闪蒸段S110、脱尘段WD10和上部液相抽出冷却回流段KS200；气液混相产物USR1-MP，在气液分离器S100E的闪蒸段S110中分离为上行的气体USR1-MP-V、下行的液料或浆料USR1-MP-L；上行的气体USR1-MP-V，与洗涤液S200-L2逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃，成为洗涤后气体S110-V；洗涤后气体S110-V，自洗涤器DWE顶部排出后上行，经过设置升气管的集液盘UV后，与冷却回流段KS200的循环洗涤冷却液S200-L1-RL逆流接触脱除至少一部分、通常脱除几乎全部的固体颗粒和或重质烃并降温冷凝，洗涤后气体S200-V自顶部排出气液分离器S100E。

如图36所示，冷却回流段KS200的集液盘UV排出的凝液S200-L，经过泵S200-L-PUMP加压后分为4路，第1路用作KS200的环洗涤冷却液S200-L1-RL，第2路用作的洗涤油或洗涤冷却油S200-L2去DWE，第3路用作的循环烃MKDS即S200-L1去第一反应器USR1底部反应区，第4路用作外排油S200-L4去回收系统。

如图36所示，洗涤段WD10下降的液体，与下行的液料或浆料USR1-MP-L混合成为液料或浆料S100-L，自底部离开气液分离器S100E。

如图36所示，在反应器USR2系统，浆料R2LF进入反应器USR2的中上部，经过分布器均匀分布到反应器USR2的水平截面上，然后下行；氢气进料R2VF通过反应器USR2中下部的分布器均匀分布到反应器RU-X的水平截面上，然后上行；即补充氢气R2H和其它可能使用的进料气体，作为R2VF使用；气体产物USR2-VP自顶部排出反应器USR2，液料产物USR2-LP自底部排出反应器USR2，送入回收系统。

在前述图27～图36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，其中的反应气相产物凝液回流、含浆液产物气提的工作原理相同，工作方式类同。

在本发明的具体应用流程之中，如图1～图36所示的流程之中，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路或多路来源相同而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。

以下，描述本发明的3段反应过程的典型工艺流程。

所述浆液串联操作的3段反应过程，与浆液串联操作的2段反应过程相比，增加了1个反应段，流程复杂程度高，使用的设备数量较多，投资较大，但是可以实现更加接近纯逆流的工艺操作，通常，工艺操作改善效果巨大。

图37是本发明各段含气产物逐段逆流串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。

如图37所示，3段反应过程使用3个反应段US1、US2、US3；每个反应段，包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤，也就是说，任一反应段至少包含1台带气液分离功能的反应器，或者至少包含1台无气液分离功能的反应器和配套的1台气液分离器；当然，任一反应段可以使用更多的反应器和或更多的气液分离器。

如图37所示，3段反应过程使用3个反应段US1、US2、US3；每个上游反应段的液料产物，可以去任意1个下游反应段的任意1台反应器中；图37示出的是上游液料去相邻下游反应段的反应器中的情况，其中起始原料液料US1LF进入第一反应段US1，第一反应段液料产物US1LP去第二反应段US2，第二反应段液料产物US2LP去第三反应段US3，第三反应段液料产物US3LP去其分离回收系统。

如图37所示，3段反应过程使用3个反应段US1、US2、US3；每个下游反应段的含气产物，可以去任意1个上游反应段的任意1台反应器中；图37示出的是，下游含气物料逆流去相邻上游反应段的反应器中的情况，其中起始原料氢气US3H即US3VF进入第三反应段US3，第三反应段含气产物US3VP和可能使用的补充氢气US2H混合后去第二反应段US2，第二反应段含气产物US2VP和可能使用的补充氢气US1H混合后去第一反应段US1，第一反应段含气产物US1VP去其分离回收系统。

为了操作上的需要，图37所示本发明的各段含气产物逐段逆流串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图，可以形成变种，图38、图39、图40即是3种可能的操作形式。

图38是本发明的第一反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第二反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。

如图38所示，为了尽可能降低反应过程操作压力，需要尽可能升高氢气浓度最低点(也就是杂质气体浓度最高点)反应过程氢气分压，这样将第三反应段气相产物、第二反应段气相产物全部累计进入第一反应段，会导致第一反应段的后半程反应区的氢气分压过低，即造成全部气体产物累计；图38示出的第一反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第二反应段串联使用的方式，利于减少第一反应段的后半程反应区的非氢气气体累积量，利于提高氢气分压，当然可能会导致使用更多的氢气。

如图38所示流程，由于第一反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第三反应段操作压力、第二反应段操作压力的制约，第一反应段操作压力可以高于第三反应段操作压力、第二反应段操作压力，这样第一反应段的液料产物US1LP去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送；甚至于，如图38所示流程，第一反应段可以采用高出第三反应段操作压力、第二反应段操作压力的2.0～4.0Mpa的操作压力独立操作。

图39是本发明的第二反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第一反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。

如图39所示，第二反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第一反应段的操作方式，防止了第三反应段气相产物、第二反应段气相产物全部累计进入第一反应段，可以提高第一反应段的后半程反应区的氢气分压，利于降低装置总压，当然可能会导致使用更多的氢气。

如图39所示流程，由于第二反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第三反应段操作压力、第一反应段操作压力的制约，第二反应段操作压力可以高于第三反应段操作压力、这样第二反应段的液料产物US2LP去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送。

图40是本发明的第三反应段氢气物料独立使用、第二反应段含气产物逆流进入第一反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。

如图40所示，第三反应段氢气物料独立使用、第二反应段含气产物逆流进入第一反应段的操作方式，仍然将杂质气产量最大的第二反应段气相产物、第一反应段气相产物全部累计存在于第一反应段的后半程反应区，无法实现提高第一反应段的后半程反应区的氢气分压的目标，不利于降低装置总压，还会导致使用更多的氢气，第三反应段氢气纯度高的气相产物没有得到二次利用。因此，对于氢气重复使用而言，通常意义上讲，该流程不常用。

如图40所示流程，由于第三反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第一反应段操作压力、第二反应段操作压力的制约，第三反应段操作压力可以低于第二反应段操作压力、这样第二反应段的液料产物US2LP去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送。

图41是本发明的实施例一的2段式煤加氢直接液化反应过程的局部工艺流程示意图。

如图41所示的，本发明的实施例一的2段式煤加氢直接液化反应过程的局部工艺流程示意图，表示了冷凝回用第一反应器R1的气相产物内中质烃的相关工艺过程。

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。

本发明所述的柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。

本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃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。

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加氢直接液化的方法，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；

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(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；

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加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，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，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接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加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接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、加热后进入煤加氢直接液化反应器。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程，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(通常为煤加氢直接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。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接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直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接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，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接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。

对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。

本发明，特别适合于芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，因为这些中质烃通常富集了芳烃含量高的烃组分和或部分加氢饱和的芳烃组分，这些组分具有以下特点：

①芳烃类组分的液相，可以溶解加氢热裂化过程产生的胶质、沥青质，防止它们聚集缩合生焦；

②芳烃类组分的液相，对氢气的溶解度较高，利于氢气对目标反应物重烃组分的传递；

③部分加氢饱和的芳烃组分，属于供氢烃。

本发明，特别适合的芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，能够构成在线循环供氢溶剂低成本生产，且大部分甚至全部供氢溶剂的前生物来自于加氢热裂化反应过程RU的反应产物的烃类。

以下描述本发明的特征部分。

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，通常，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，较佳者，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

本发明，优选者，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

前段加氢反应RUA-R，可能使用催化剂RUA-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

前段加氢反应RUA-R，使用催化剂RUA-CAT；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

本发明，操作方式可以是：

在碳氢料加氢反应过程RU，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃TO-RU-D8；

本发明，操作方式可以是：

液体RU-X-PV-DT-L-L用作烃液S100-L；

至少一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

循环烃MKDS的重量，为液相S100-L重量的5～95％。

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ。

52、根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ；

(4)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；

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。

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。

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；

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。

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。

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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。

①去第二反应段的反应步骤；

③去第一反应段循环加工；

④部分收集液RU19-DL-L经过降压阀降压后，去分离回收系统。

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。

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH；

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH。

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS。

②用气提气BH与前部反应区的纯浆液产物RUA-LP接触；

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的新氢；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的循环氢气；

分离回收过程SYS700，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS700，设置热高压分离过程RUA-X-THPS；

基于热高分液料RUA-X-THPS-L，得到液相S100-L；

在冷高压分离过程RUA-X-CHPS，温高分气RUA-X-MHPS-V分离为冷高分气RUA-X-CHPS-V和冷高分液料RUA-X-CHPS-L；

本发明，操作方式可以是：

①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；

②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；

③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。

本发明，操作方式可以是：

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

干基煤加工量为250吨/时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USR1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USR1筒节内下部布置的分布器向上流动进入反应器USR1的主反应空间，进行煤加氢直接液化反应。

各反应器的氢气原料，均一次全部通过底部进料口注入反应器底部的混合区，与循环浆液产物混合后，通过分配盘后上流通过主反应区。

煤加氢直接液化反应过程RU，使用2台串联操作的内径为4.812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USR1产物USR1P进入第二煤加氢直接液化反应器USR2，第二煤加氢直接液化反应器USR2产物USR2P作为煤加氢直接液化反应最终产物RU-P，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。

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，把煤加氢直接液化催化剂、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2为煤加氢直接液化反应过程RU原料煤的性质；

表3为煤加氢直接液化反应过程RU溶剂油的性质；

表4为煤加氢直接液化反应过程RU的催化剂性质；

表5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RU-P；

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6为煤加氢直接液化反应条件汇总表；

表7为煤加氢直接液化反应过程物料平衡表；

表8是对照例进入第一反应器的新氢物流表

表9是对照例第二氢气物流表；

表10是对照例反应进程与物料分布表；

表11是对照例煤加氢直接液化反应过程RU液化生成油的馏分性质；

表13是对照例、实施例的第一反应器净产物的分离过程的操作参数、物流组成表。

使用2台串联操作的强制循环悬浮床热壁反应器USR1、USR2，USR1反应温度为448～465℃，USR2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一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RU-P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RU-P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RU-P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RU-P，得到氢气体积浓度为94～96％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RU-P，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤加氢直接液化生成油馏分油AFD，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣AFK；

部分煤加氢直接液化生成油馏分油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。

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RUA2P的操作压力为18.86MPa、操作温度为455～465℃。

系统氢气用量见表7、表8、表9。

采用GS方程计算相平衡常数，流程模拟计算结果见表13。

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，而为了维持氢气分压高于12.7MPa，操作压力被迫提高到19MPa。

表2 煤加氢直接液化反应过程RU原料煤的性质

表3 煤加氢直接液化反应过程RU溶剂油的性质

表4 煤加氢直接液化反应过程RU的催化剂性质

表5 煤加氢直接液化反应过程RU的助催化剂性质

表6 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
USR1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
		USR2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USR1∶USR2	约(70～75)∶(25～30)
煤加氢直接液化催化剂	纳米段水合氧化铁
		煤加氢直接液化催化剂添加量，(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7 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
						DMKDS	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。

表8 对照例进入第一反应器的新氢物流表

表9 对照例第二氢气物流表

表10 对照例反应进程与物料分布表

表11 对照例煤加氢直接液化反应过程RU液化生成油的馏分性质

从表13可以看出，第一反应器净产物的气相中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量，为外供供氢剂重量33％，是潜在循环烃MKDS，温高压分离器D2对≥230℃常规液态烃(溶剂油)的冷凝效率为91％。

实施例

实施例一

基于对照例，采用本发明冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，改造后的工艺流程图见附图41，说明如下：

①总体氢气THF、煤浆BDS-MJ、循环烃MKDS-TOR1混合为总体原料USR1F1，自下部进入第一反应器USR1；第一反应器USR1自上部排出净产物USR1-MP；

②使第一反应器USR1净产物USR1-MP进入前段热高压分离器D1分离为热高分油D1L和热高分气D1V即RUA-X-PV；

热高分油D1L，进入第二反应器USR2进行深度煤加氢直接液化反应；

③热高分气D1V进入前段温高压分离器D2分离为温高分气D2V和温高分油D2L即S100-L；

温高分油D2L，分为2路，第一部分D2L2作为外排产物去回收系统分离，第二部分D2L1作为半程供氢溶剂油MKDS直接返回前段反应区即第一煤加氢直接液化反应器USR1进行煤加氢直接液化反应；

④向温高分气D2V中注入洗涤水WS，然后降温后进入前段冷高压分离器D3分离为冷高分气D3V和冷高分油D3L。

表12是实施例一进入第一反应器的新氢物流表。

从表13可以看出，第一反应器净产物的气相中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的40％，是潜在循环烃MKDS，温高分油D2L中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的37％，循环烃MKDS量为外供供氢剂重量的32％。

表12 实施例一进入第一反应器的新氢物流表

从表13可以看出，循环烃MKDS量为外供供氢剂重量的32％，因此如果循环烃MKDS用作配输煤浆溶剂油，最大潜力可以提高32％的输煤能力。

从表13可以看出，第一反应器净产物的液相操作状态体积流量增加了25％，假定剂煤比不变，最少可以提高25％的配煤液化能力(不考虑反应器体积的限制)。

表13 对照例、实施例的第一反应器净产物的分离过程的操作参数、物流组成表

实施例二

基于实施例一，在不增加长循环供氢溶剂油数量的条件下，采用本发明气提方法，使用10万标准立方米/时即100000Nm³/h的冷高压分离气作为循环气提气。

从表13可以看出，第一反应器净产物的气相中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的53％，是潜在循环烃MKDS，温高分油D2L中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的48％，循环烃MKDS量为外供供氢剂重量的42％。

表14是实施例二新氢物流表。

表14 实施例二新氢物流表

实施例三

基于实施例一，在不增加长循环供氢溶剂油数量的条件下，采用本发明方法提高装置的煤粉加工量，利用循环半程供氢溶剂油MKDS为配浆溶剂油，配制煤∶溶剂油重量比例为45.05∶54.95的煤浆，这样可增加投煤量25～32％，可充分利用循环烃MKDS的供氢能力，提高装置的经济性。

如图41所示，与实施例一相比，工艺流程变化如下：

①温高分油D2L，降压后进入分离/分馏部分FRAC1用作D2L-DL3，脱出常规沸点低于230℃的烃类后，得到主要由常规沸点高于230℃的烃类和夹带粉尘组成的溶剂油D2L-DL；

②溶剂油D2L-DL，在煤浆配制部分M100与煤粉配制出煤浆MKDS-MJ，作为物料MKDS-TOR1进入第一反应器USR1参与反应；

温高分油D2L，分为2路，第一部分作为外排产物D2L2去回收系统分离。

实施例四

基于实施例三，第二反应器净产物R2P进入后端热高压分离器R2P-THPS，分离为热高分气R2P-THPS-V和热高分油R2P-THPS-L；热高分气R2P-THPS-V用作第一反应器R1的氢气原料二次使用，形成了氢气逆流操作模式。

实施例五

基于实施例三，气提气BH，使用碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物的温高压分离过程分离出的富氢气气体，形成了氢气二次使用操作模式。

实施例六

基于实施例三，将前部反应过程RUA即第一反应器，分为浆液串联操作的2级式前部反应过程RUA1、RUA2，使用2台子反应器，前部反应过程RUA1排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体RUA1-RU-X-PV，前部反应过程RUA2排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体RUA2-RU-X-PV，气体RUA1-RU-X-PV和气体RUA2-RU-X-PV，用作气体RUA-RU-X-PV。

前部反应过程RUA1和或RUA2的氢气原料，可以是来自第二反应器气相产物的气体，可以是碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物的温高压分离过程分离出的富氢气气体。

本实施例，实质上形成了浆液串联操作的3级煤加氢直接液化反应系统。

实施例七

基于实施例三，煤加氢直接液化反应器R1是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加氢直接液化反应系统，在反应器顶部形成了液料产物与气相产物的相对分离。

本实施例充分利用这一特性，进行气相、液相的分类处理。

反应器R1的净产物共2路，第一路为气液混相料R1MP，直接进入前端热高压分离器D1的中部分离为气体R1MP-V和液相R1MP-L，因为该路物料未经过降温，故可以保持高温状态，最大限度保留气相中的汽化烃数量。

反应器R1的净产物共2路，第二路由循环泵R1-PUMP出口以近乎纯浆液R1-LP的形式输送，与气提气BH混合后汽化部分烃类成为气液混合物R1-LP-M，同时降低物料温度，然后进入前段热高压分离器D1中，其进料口位于第一路气液混相料R1MP进料口之下的位置，这样在前端热高压分离器D1内分离为气相R1-LP-M-V和液相R1-LP-M-L。

气相R1-LP-M-V上升与气体R1MP-V混合后，自顶部排出前端热高压分离器D1用作D1V。

温度较低的液相R1-LP-M-L，与温度较高液相R1MP-L混合并冷却之，自底部排出前端热高压分离器D1用作D1L。

实施例八

CANMET渣油悬浮床(浆液床)加氢热裂化工艺，由加拿大矿物和能源技术中心自20世纪70年代开发，1985年在蒙特利尔炼厂建成了一套25万吨/年的工业示范装置，证实了CANMET工艺的实用性。

该装置催化剂，用次烟煤或褐煤载上FeSO₄或钴C₀、钼M₀等金属的化合物或不添加任何组分制备而成。在加氢热裂化的条件下，作为催化剂基质的次烟煤或褐煤本身发生部分加氢液化，使催化剂颗粒变小，并形成多孔结构；变小的颗粒，一部分随反应产物排出反应器，另一部分由于吸附原料渣油分解产生的金属化合物而逐渐变重，并下沉到反应器底部定期由底部排出。

表15为CANMET工艺典型操作条件汇总表。

表16为CANMET催化剂及基质煤的性质。

采用本发明对CANMET工艺进行改进，将悬浮床加氢反应过程，用2台悬浮床加氢反应器分割为前部反应段RUA和后部反应段RUB，将前部反应段RUA即第一反应器RUA的反应产物与冷循环氢混合降温至410℃送入热高压分离器RUA-1-THPS中，分离为前段热高分气RUA-1-THPS-V和前段热高分油RUA-1-THPS-L。

前段热高分油RUA-1-THPS-L，去第二反应器RUB转化为第二反应器产物RUB-P，与冷循环氢混合降温至410℃送入后段热高压分离器RUB-1-THPS中，分离为后段热高分气RUB-1-THPS-V和后段热高分油RUB-1-THPS-L；后段热高分油RUB-1-THPS-L，降压后去分离、分馏系统，分离出残渣，得到蒸馏油；后段热高分气RUB-1-THPS-V，经过后段温高压分离器RUB-1-MHPS分离为后段温高压分离气RUB-1-MHPS-V和后段温高压分离液RUB-1-MHPS-L。

后段温高压分离气RUB-1-MHPS-V，与前段温高压分离气RUA-1-MHPS-V混合后注入洗涤水，并送入冷高压分离器RUB-1-CHPS中，并分离为冷高分气和冷高分油。

前段热高分气RUA-1-THPS-V，在前段温高压分离器RUA-1-MHPS中，在260～280℃的温度下，分离为前段温高压分离气RUA-1-MHPS-V和前段温高压分离液RUA-1-MHPS-L。

前段温高压分离液RUA-1-MHPS-L，主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的，分为3路，第1路为总量的10％并用作外排产物，第2路为总量的45％(相当于冷湖渣油重量流率的22.5％)并用作供氢溶剂前身物经过泵加压后直接进入加氢稳定反应过程MKDS-MR，第3路为总量的45％(相当于冷湖渣油重量流率的22.5％)并用作半程循环烃MKDS-TORUA使用。

目标原料高压冷湖渣油与半程循环烃MKDS、氢气混合后，经过加热炉升高温度，然后与加氢稳定反应过程MKDS-MR的反应产物MKDS-MR-P直接混合，进入前部反应段RUA即第一反应器RUA。

根据操作需要，可以将主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的外部供应的供氢烃前身物，加入到加氢稳定反应过程MKDS-MR一并生产供氢溶剂，弥补溶剂油流失，维持供氢溶剂油平衡。

本发明改进后的CANMET工艺，产品渣油收率降低30％以上且产品渣油氢含量提高20％以上，产品渣油送入炼厂的延迟焦化装置加工；产品重馏分油收率降低10％以上且氢含量提高5％以上，石脑油、煤油、柴油的氢含量均有所提高。最重要的是，反应过程的结焦量大幅度降低，消除了高转化率操作工况下管道易被积碳堵塞的问题，可以大幅度延长连续操作周期。

本实施例改进后的CANMET工艺，适合于加工芳碳率高的渣油。

表15 CANMET工艺典型操作条件汇总表

表16 CANMET催化剂及基质煤的性质

Claims

1.冷凝回用反应产物的气相内中质烃的碳氢料加氢反应方法，其特征在于包含以下步骤：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

加氢反应RU-R，可能使用催化剂RU-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

5.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

前段加氢反应RUA-R，可能使用催化剂RUA-CAT；

烃液S100-L，含有至少一部分供氢烃SH；

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

前段加氢反应RUA-R，使用催化剂RUA-CAT；

7.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

所述重质物HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程RU的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料。

8.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

9.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

10.根据权利要求1或2或3或4或5的方法，其特征在于：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，基于反应产物RU-P-X，在高温分离过程RU-X-THPS，分离碳氢料加氢反应产物RU-P-XK，得到气体RU-X-PV；

11.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

12.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

13.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

14.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

15.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

16.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

17.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

18.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

19.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

20.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

21.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

22.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

(1)在碳氢料加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的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分类，选自下述方式的1种或几种：

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

23.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

24.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

25.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

26.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

27.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

28.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

29.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

30.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

31.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

32.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

33.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

34.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

35.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

36.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

37.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

38.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

39.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

40.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

液体RU-X-PV-DT-L-L用作烃液S100-L；

41.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

液体RU-X-PV-DT-L-L用作烃液S100-L；

42.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

液体RU-X-PV-DT-L-L用作烃液S100-L；

43.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

至少一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

44.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

一部分基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

一部分基于液相S100-L的烃液，去碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU的后部反应段RUB接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。

45.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

46.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

47.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

48.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS；

循环烃MKDS的重量，为液相S100-L重量的5～95％。

49.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

50.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

分离加氢稳定反应产物MKDS-MRP，得到供氢溶剂油H-MKDS；

51.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ。

52.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

其它供氢溶剂油BDS配制碳氢粉料浆BDS-MJ；

53.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS去碳氢粉料配浆过程M100。

54.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

55.根据权利要求53所述的方法，其特征在于：

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。

56.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

57.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

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。

58.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

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；

59.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

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。

60.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

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。

61.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

62.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。

63.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

①去第二反应段的反应步骤；

③去第一反应段循环加工；

④部分收集液RU19-DL-L经过降压阀降压后，去分离回收系统。

64.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

65.根据权利要求64所述的方法，其特征在于：

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。

66.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH；

加工冷高分气CHPS-V得到富氢气气体RH。

67.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

基于液相S100-L的烃液，用作循环烃MKDS。

68.根据权利要求67所述的方法，其特征在于：

②用气提气BH与前部反应区的纯浆液产物RUA-LP接触；

69.根据权利要求67所述的方法，其特征在于：

(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，气提步骤BH-S使用的气提气BH，选自下列物料中的一种或几种；

①碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的新氢；

②碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU使用的循环氢气；

70.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

分离回收过程SYS700，其工作方式选自下列中的一种或几种：

①在分离回收过程SYS700，设置热高压分离过程RUA-X-THPS；

基于热高分液料RUA-X-THPS-L，得到液相S100-L；

71.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

72.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

73.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

74.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

75.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

76.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

77.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

78.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

79.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

80.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

81.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

82.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

83.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

84.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：

85.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

86.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

87.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

88.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；

②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；

③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。

89.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；

②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；

③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。

90.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；

②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；

③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。

91.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

92.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

93.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

94.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

95.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

96.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

97.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：

98.根据权利要求1或2或3或4所述的方法，其特征在于：

99.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：