CN114317021A - 煤液化反应系统和煤直接液化工艺中提纯氢气的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及煤直接液化技术领域，具体涉及煤液化反应系统和煤直接液化工艺中提纯氢气的方法，所述煤液化反应系统包括：煤液化反应系统、分离系统、除液系统和氢气提纯系统；所述氢气提纯系统包括：一级膜分离单元，用于将富氢净化气进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气，所述一级膜分离单元的渗透侧与所述煤液化反应系统通过第三管线连通；二级膜分离单元，用于将第一尾气进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；脱硫单元，用于将第二氢气进行脱硫处理；跨线，连通所述第一管线和所述第三管线。本发明通过控制上游工况调整裂解气的组成，并根据裂解气的组成调整裂解气的流向，从而避免氢气提纯系统中的膜芯受到污染、损伤；保证膜芯的长周期稳定运行，提高经济效益。
Description
技术领域
本发明涉及煤直接液化技术领域，具体涉及煤液化反应系统和煤直接液化工艺中提纯氢气的方法。
背景技术
煤直接液化装置是将油煤浆和氢气在高温、高压以及催化剂和氢气作用下进行反应生成液化油的装置；在反应产物经分离得到富氢气裂解气、液化油和未反应的物料。富氢气裂解气经分离得到氢气、含硫气体和富烃气体；其中，氢气经提纯后进行循环再利用；含硫气体送往脱硫装置。液化油和未反应的物料经蒸馏、加氢处理后，得到煤直接液化沥青产品、干气、液化气、轻质油和重质油等产品。
其中，氢气提纯装置是煤液化装置中十分重要的核心组件，承担着从高压复杂裂解气中提纯氢气的功能，每小时的回收氢气量近20万Nm3，占煤液化装置耗氢的一半以上，对于煤直接液化裂解产物的加氢过程具有十分重要的作用，一旦氢气提纯装置发生故障，将面临煤液化全条生产线无法生产，因此，对氢气提纯装置进行保护，使其长周期正常运行具有十分重要的意义。
发明内容
本发明的目的是为了保障煤直接液化装置中的氢气提纯单元的长周期正常运行，提供煤液化反应系统和煤直接液化工艺中提纯氢气的方法。
本发明的发明人发现，煤液化反应过程中产生的富氢气裂解气体组分十分复杂，裂解气中，氢气的体积含量达70-90体积％，烃类组分(主要为C1-C5)的体积含量约为10-30体积％，此外还含有一氧化碳、二氧化碳、硫化氢、氨等。这些除氢气外的硫化氢、氨、二氧化碳以及重组分烃类对氢气提纯装置膜芯材质具有不同程度的损伤，影响氢气提纯装置的长周期稳定运行；因此可以通过控制上游工况对氢气提纯单元进行保护。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种煤直接液化装置，所述煤液化反应系统包括：煤液化反应系统，用于将原料煤进行煤直接液化反应，得到裂解气；分离系统，与所述煤液化反应系统连通，用于将所述裂解气进行分离，得到富氢气体；除液系统，与所述分离系统连通，用于将所述富氢气体进行纯化，得到富氢净化气；氢气提纯系统，与所述分离系统系统连通，用于将所述富氢气体进行分离，得到高纯氢；所述氢气提纯系统包括：
一级膜分离单元，与所述除液系统通过第一管线连通，用于将所述富氢净化气进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；所述一级膜分离单元的渗透侧与所述煤液化反应系统通过第三管线连通，用于将所述高纯氢循环引入所述煤液化反应系统中；
二级膜分离单元，与所述一级膜分离单元的非渗透侧通过第四管线连通，用于将所述第一尾气进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；
脱硫单元，用于将所述第二氢气进行脱硫处理；
跨线，连通所述第一管线和所述第三管线。
本发明第二方面提供一种煤直接液化工艺中提纯氢气的方法，在前述第一方面所述的煤直接液化装置中进行，所述方法包括：
S1、将原料煤在煤液化反应系统中进行煤直接液化反应，得到裂解气，接着将所述裂解气在分离系统中进行分离，得到富氢气体；
S2、将所述裂解气在除液系统中进行除液，得到富氢净化气；
S3、判断所述富氢净化气的组成是否同时满足以下条件：以所述富氢净化气的总体积计，所述富氢净化气中，氢气的含量≥70％、C3 +烃类的含量≤5％、氨的含量≤500ppm、硫化氢的含量≤3000ppm；
当所述富氢净化气的组成同时满足所述条件时，将所述富氢净化气在一级膜分离单元中进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；接着将所述第一尾气在二级膜分离单元中进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；再将所述第二氢气引入所述脱硫单元进行脱硫；
当所述富氢净化气的组成不满足所述条件时，将所述富氢净化气经跨线直接引入所述煤液化反应系统中。
通过上述技术方案，本发明通过控制上游工况调整裂解气的组成，并根据裂解气的组成调整裂解气的流向，从而避免氢气提纯系统中的膜芯受到污染、损伤；保证膜芯的长周期稳定运行，一方面能够提高高纯氢的纯度和回收率，另一方面能够保障煤液化反应系统的稳定运行，提高经济效益。
附图说明
图1是根据本发明一实施方式的煤直接液化装置的结构示意图。
附图标记说明
1、煤液化反应系统 2、分离系统
3、氢气提纯系统 4、气液分离器
5、除雾器 6、第一加热器
7、一级膜分离单元 8、第二加热器
9、二级膜分离单元 10、排液阀
11、第二切断阀 12、第一切断阀
13、第一流量调节阀 14、第一压力调节阀
15、第二压力调节阀 16、第三压力调节阀
17、第四压力调节阀 18、冷却器
21、第一管线 22、跨线
23、第三管线 24、第四管线
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下、左、右”通常是指参考附图所示的上、下、左、右；“内、外”通常是指相对于各部件本身的轮廓的内外；“远、近”通常是指相对于各部件本身的轮廓的远近。
如前所述，本发明第一方面提供一种煤直接液化装置，如图1所示，所述煤液化反应系统包括：煤液化反应系统1，用于将原料煤进行煤直接液化反应，得到裂解气；分离系统2，与所述煤液化反应系统连通，用于将所述裂解气进行分离，得到富氢气体；除液系统，与所述分离系统2连通，用于将所述富氢气体进行纯化，得到富氢净化气；氢气提纯系统3，与所述除液系统连通，用于将所述富氢净化气进行分离，得到高纯氢；所述氢气提纯系统3包括：
一级膜分离单元7，与所述除液系统通过第一管线21连通，用于将所述富氢净化气进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；所述一级膜分离单元7的渗透侧与所述煤液化反应系统1通过第三管线23连通，用于将所述高纯氢循环引入所述煤液化反应系统1中；
二级膜分离单元9，与所述一级膜分离单元7的非渗透侧通过第四管线24连通，用于将所述第一尾气进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；
脱硫单元，与所述二级膜分离单元9的渗透侧连通，用于将所述第二氢气进行脱硫；
跨线22，连通所述第一管线21和所述煤液化反应系统1。
本发明通过设置跨线22，当来自上游的富氢净化气的指标不满足要求时，将富氢净化气从旁路(跨线22)引出膜分离装置，直接进入煤液化反应系统1中维持装置正常运行，使氢气提纯系统3处于离线状态，且煤液化反应系统1仍保持运行；一方面能够保证氢气提纯系统3内的膜芯不受污染，另一方面能够保证系统正常运行，显著减少经济损失。
本发明中，所述跨线22临近所述煤液化反应系统1的一端还设有压缩机和加热炉，用于将所述高纯氢进行加压和加热。
根据本发明，优选条件下，所述跨线22上设有第一切断阀12和第一流量调节阀13，用于将所述除液系统与所述一级膜分离单元7进行连通或隔断；更具体地，当上游的裂解气的指标不满足要求时，打开所述第一切断阀12和第一流量调节阀13，使富氢净化气进入所述煤液化反应系统1中。
在本发明的一些优选实施方式中，所述除液系统包括：气液分离器4和与所述气液分离器4连通的除雾器5；其中，所述气液分离器4优选为旋风分离器；气液分离器4能够除去裂解液中大的液滴；除雾器5能够除去裂解气中大于0.1μm的液滴；通过设置除液系统，能够除去裂解气中的烃类等杂质，显著降低裂解气中的液相含量，有利于后续氢气提纯系统的正常运行。
本发明中，优选条件下，所述除液系统与所述分离系统2连通的管线上设有冷却器18，用于将所述裂解气进行冷却，优选地，冷却后的裂解气的温度为20-45℃；在上述优选条件下，能够进一步提高所述除液系统的除液效果。
根据本发明，优选条件下，所述第一管线21上设有第一加热器6，用于将所述富氢净化气进行加热；使所述一级膜分离单元7入口处的富氢净化气的温度为70-85℃；进一步优选地，将所述富氢净化气与高温蒸汽在所述第一加热器6中进行换热；更优选地，所述高温蒸汽的温度为100-300℃，压力为0.4-1.2MPa。
本发明中，所述一级膜分离单元7以及所述二级膜分离单元9内的膜芯均为选择性渗透膜，氢气能够穿过选择性渗透膜到达渗透侧，从而将富氢净化气中的氢气与碳氢化合物以及其它气体进行分离。
本发明中通过控制一级膜分离单元7渗透侧和非渗透侧的压差，维持一级膜分离单元7对高纯氢的收率，优选条件下，所述第三管线23上设有第一压力调节阀14，用于控制所述一级膜分离单元7中渗透侧(高纯氢)的压力，所述第四管线24上设有第二压力调节阀15，用于控制所述一级膜分离单元7中非渗透侧(第一尾气)的压力；更优选地，所述一级膜分离单元7中，渗透侧和非渗透侧的压差为6.5-8.2MPa，在上述压差范围内，能够保证一级膜分离单元7正常运行的条件下，提高高纯氢的收率。
本发明中，所述第一管线21上设有第二切断阀11，用于将所述除液系统与所述一级膜分离单元7进行连通或隔断；具体地，当上游工况不稳定，富氢净化气中组分含量不满足要求时，关闭第二切断阀11，打开所述第一切断阀12和第一流量调节阀13，使富氢净化气进入所述煤液化反应系统1中，而不进入氢气提纯系统3。
根据本发明，优选条件下，所述第四管线24上设有第二加热器8，用于将所述第一尾气进行加热；使所述二级膜分离单元9入口的第一尾气的温度为80-95℃；在上述温度范围内，能够使二级膜分离单元9的操作温度远离非渗透气的烃类露点；进一步优选地，所述管线24上还设有第二压力调节阀15，用于将所述第一尾气减压至8-11MPa。
在本发明的一些优选实施方式中，为了所述一级膜分离单元7上设有第一压力联锁装置，用于监测所述一级膜分离单元7的渗透侧和非渗透侧的压差，当压差超过设定值8.5MPa时，膜分离单元将切除，以防止一级膜分离单元7运行过程中，气体以较高差压进入一级膜分离单元7，对一级膜分离单元7的内部造成机械损伤。
优选地，所述二级膜分离单元9上设有第二压力联锁装置，用于监测所述二级膜分离单元9的渗透侧和非渗透侧的压差，当压差超过设定值7.9MPa时，膜分离单元将切除；以防止二级膜分离单元9运行过程中，气体以较高差压进入二级膜分离单元9，对二级膜分离单元9的内部造成机械损伤。
本发明第二方面提供一种煤直接液化工艺中提纯氢气的方法，在前述第一方面所述的煤直接液化装置中进行，所述方法包括：
S1、将原料煤在煤液化反应系统1中进行煤直接液化反应，得到裂解气，接着将所述裂解气在分离系统2中进行分离，得到富氢气体；
S2、将所述裂解气在除液系统中进行除液，得到富氢净化气；
S3、判断所述富氢净化气的组成是否同时满足以下条件：以所述富氢净化气的总体积计，所述富氢净化气中，氢气的含量≥70体积％、C3 +烃类的含量≤5体积％、氨的含量≤500ppm(体积)、硫化氢的含量≤3000ppm(体积)；
当所述富氢净化气的组成同时满足所述条件时，将所述富氢净化气在一级膜分离单元7中进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；接着将所述第一尾气在二级膜分离单元9中进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；再将所述第二氢气引入所述脱硫单元进行脱硫等后续处理；
当所述富氢净化气的组成不满足所述条件时，将所述富氢净化气经跨线22引出膜分离装置，直接并入所述煤液化反应系统。
本发明中，煤直接液化反应产生的裂解气中含有多种成分，如氢气以及会污染膜分离单元膜芯的杂质成分(C3 +烃类、氨、硫化氢等)；而氢气的含量以及杂质的含量(C3 +烃类、氨、硫化氢等)均会影响膜分离单元的运行稳定性，将上述参数均控制在特定的范围内就可以保证膜分离单元的长周期稳定运行，而如何确定污染物的具体种类以及污染物的具体含量一直是本发明的难点，本发明的发明人经过长期的研究发现，当所述富氢净化气的组成满足氢气的含量≥70体积％、C3 +烃类的含量≤5体积％、氨的含量≤500ppm(体积)、硫化氢的含量≤3000ppm(体积)时，就能够保证膜分离单元的长周期稳定运行。
煤液化反应系统的反应条件和运行工况是影响富氢净化气中各物质含量的决定因素，本发明的发明人还发现，当所述煤液化反应系统的反应条件满足温度为445-470℃，压力为16-21MPa，运行负荷为55-110％时，就能够保证富氢净化气中氢气以及杂质组分的含量满足上述条件。
本发明中，经分离系统2分离得到的裂解气的温度为30-60℃，压力为16-21MPa；为了提高后续除液系统的效率，优选条件下，所述方法还包括：将所述裂解气在冷却器18中冷却至20-45℃。
根据本发明，优选条件下，所述方法还包括：将所述富氢净化气加热至70-85℃，防止气体在提纯氢系统中冷凝，腐蚀膜芯组件。
优选地，所述方法还包括：将所述第一尾气进行减压、加热，得到压力为8-11MPa、温度为80-90℃的加热尾气，防止气体在提纯氢系统中冷凝，腐蚀膜芯组件。
在本发明的一些优选实施方式中，为了提高所述一级膜分离单元7和所述二级膜分离单元9的分离效率，所述一级膜分离单元7中，渗透侧和非渗透侧的压差为6.5-8.2MPa；所述二级膜分离单元9中，渗透侧和非渗透侧的压差为4-7.5MPa。
本发明的方法首次成功应用于煤直接液化提纯氢工况中；采取上述方法后，实现了氢气提纯系统的长周期稳定运行，一级膜分离单元和二级膜分离单元内的膜芯得到了很好的保护，以每根膜芯50万元计，氢气提纯系统中共60根膜芯，实施上述方法后，每次可降低损失3000万元(60×50万)；如果氢气提纯系统不能投用，煤液化反应系统1生产负荷降低30％，以正常生产期间煤液化装置日产油量以2000吨计，每吨油品利润为2000元，每天损失的效益为120万元(30％×2000×2000)，提纯氢装置检修一次需要15天，共计损失1800万元(120万元×15)；上述计算方法中未计算对其他系统造成的影响。
图1是根据本发明一实施方式的煤直接液化装置的结构示意图，如图1所示，在本发明的一个优选实施方式中，所述煤直接液化工艺中提纯氢气的方法为：
S1、将原料煤在煤液化反应系统1中进行煤直接液化反应，得到裂解气，接着将所述裂解气在分离系统2中进行分离，得到富氢气体；
其中，所述煤液化反应系统的反应条件包括：温度为445-470℃，压力为16-21MPa；运行负荷为55-110％；
所述裂解气的温度为30-60℃，压力为16-21MPa；
S2、将所述裂解气在冷却器18中冷却至20-45℃，然后在气液分离器4中进行旋风离心，接着进入除雾器5中进行除雾，得到富氢净化气；
气液分离器4底部的液体经排液阀10引入排液线；
将富氢净化气与蒸汽(0.4-1.2MPa，100-300℃)在第一加热器6中换热至70-85℃；
S3、判断所述富氢净化气的组成是否同时满足以下条件：以所述富氢净化气的总体积计，所述富氢净化气中，氢气的含量≥70％；C3 +烃类的含量≤5％；氨的含量≤500ppm；硫化氢的含量≤3000ppm；
A、当所述富氢净化气的组成同时满足以上条件时，将富氢净化气进行以下操作：
将所述富氢净化气引入一级膜分离单元7中进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；并通过控制所述第一压力调节阀14和第二压力调节阀15，控制一级膜分离单元7渗透侧和非渗透侧的压差为6.5-8.2MPa，高纯氢经跨线22循环引入所述煤液化反应系统1中；
将所述第一尾气减压至8-11MPa、加热至80-90℃，然后引入二级膜分离单元9中进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；并通过控制所述第三压力调节阀16和第四压力调节阀17，控制二级膜分离单元9渗透侧和非渗透侧的压差为4-7.5MPa，第二尾气进入后续装置中回收烃类组分；将所述第二氢气引入所述脱硫单元进行脱硫；
B、当所述富氢净化气不满足上述条件时，关闭第二切断阀11，打开第一切断阀12，使富氢净化气经管线21和跨线22进入煤液化反应系统；同时通过调节第一流量调节阀13的开度调节后续压力；使得在氢气提纯系统3离线时，煤液化反应系统1保持运行状态；
当煤液化反应系统1恢复正常运行，且上述参数稳定2h后，再关闭第一切断阀12，开启第二切断阀11，将富氢净化气引入氢气提纯系统中进行分离。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
以下实施例均在图1所示的煤直接液化装置中进行。
实施例1
煤直接液化工艺中提纯氢气的方法为：
S1、将原料煤在煤液化反应系统1中进行煤直接液化反应，然后将反应
得到的产物在分离系统2中进行分离，得到裂解气；其中，所述煤液化反应系统的反应条件包括：温度为445℃，压力为19MPa；运行负荷为90％；所述裂解气的温度为40℃，压力为18MPa；
S2、将所述裂解气在冷却器18中冷却至35℃，然后在气液分离器4中进行旋风离心，接着进入除雾器5中进行除雾，得到富氢净化气；其中，气液分离器4底部的液体经排液阀10排出；
将富氢净化气与蒸汽(0.5MPa，180℃)在第一加热器6中换热至79℃；
经测量，富氢净化气中，氢气的含量为86体积％；C3 +烃类的含量2％；氨的含量300ppm(体积)；硫化氢的含量1500ppm(体积)；
S3、所述富氢净化气的组成同时满足以下条件：氢气的含量≥70体积％；C3 +烃类的含量≤5体积％；氨的含量≤500ppm(体积)；硫化氢的含量≤3000ppm(体积)；
A、关闭第一切断阀12，开启第二切断阀11；富氢净化气进入一级膜分离单元7中进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；高纯氢经管线23上的第一压力调节阀14引出所述氢气提纯系统3；通过控制所述第一压力调节阀14和第二压力调节阀15的开度，控制所述高纯氢的压力为10MPa；所述第一尾气的压力为18MPa；一级膜分离单元7渗透侧和非渗透侧的压差为8MPa；
第一尾气经管线24上第二加热气8中加热至85℃，并减压至9.5MPa，进入二级膜分离单元9中进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；第二氢气经第三压力调节阀16流入脱硫单元进行脱硫，第二尾气经第四压力调节阀17流入轻烃回收单元进行后续处理；通过控制所述第三压力调节阀16的开度，控制二级膜分离单元9渗透侧的压力为2.7MPa和非渗透侧的压力为9.5MPa，压差为6.8MPa；第二尾气进入后续装置中回收烃类组分；
此时，高纯氢中氢气的体积含量为96体积％，第二氢气中氢气的体积含量为89％；富氢净化气中氢气的总回收率＞96％。
实施例2
S1、将原料煤在煤液化反应系统1中进行煤直接液化反应，然后将反应得到的产物在分离系统2中进行分离，得到裂解气；其中，所述煤液化反应系统的反应条件包括：温度为435℃，压力为14.5MPa；运行负荷为60％；所述裂解气的温度为40℃，压力为14.5MPa；
S2、将所述裂解气在冷却器18中冷却至20-45℃，然后在气液分离器4中进行旋风离心，接着进入除雾器5中进行除雾，得到富氢净化气；其中，气液分离器4底部的液体经排液阀10排出；
将富氢净化气与蒸汽(0.5MPa，180℃)在第一加热器6中换热至70-85℃；
经测量，富氢净化气中，氢气的含量为70体积％；C3 +烃类的含量为8.3体积％；氨的含量为450ppm(体积)；硫化氢的含量为2300ppm(体积)；
S3、所述富氢净化气的组成不满足以下条件：氢气的含量≥70体积％；C3 +烃类的含量≤5体积％；氨的含量≤500ppm(体积)；硫化氢的含量≤3000ppm(体积)；
关闭第二切断阀11，打开第一切断阀12，使富氢净化气经管线21和跨线22进入煤液化反应系统1中，维持煤液化装置运行；同时通过调节第一流量调节阀13的开度调节后续压力；使得在氢气提纯系统3离线时，煤液化反应系统1仍保持运行状态；
当煤液化反应系统1恢复正常运行，且上述参数稳定2h后，再关闭第一切断阀12，开启第二切断阀11，将富氢净化气引入氢气提纯系统中进行分离。
本实施例中如果直接将不满足条件的富氢净化气引入氢气分离系统，会导致一级膜分离单元和二级膜分离单元受到污染，一级膜分离单元和二级膜分离单元分离得到的氢气的纯度降低至75体积以下％，几乎没有提纯氢气能力，煤液化装置负荷降低30％，以正常生产期间煤液化装置日产油量以2000吨计，每天油品产量将降低600吨，每吨油品利润为2000元，每天损失的效益为120万元(30％×2000×2000)。
一级膜分离单元和二级膜分离单元内共有60根膜芯，以每根膜芯更换成本为50万元计，造成直接经济损失3000万元(60×50万)。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (11)
1.一种煤直接液化装置，其特征在于，所述煤液化反应系统包括：煤液化反应系统(1)，用于将原料煤进行煤直接液化反应，得到裂解气；分离系统(2)，与所述煤液化反应系统连通，用于将所述裂解气进行分离，得到富氢气体；除液系统，与所述分离系统(2)连通，用于将所述富氢气体进行纯化，得到富氢净化气；氢气提纯系统(3)，与所述除液系统连通，用于将所述富氢净化气进行分离，得到高纯氢；所述氢气提纯系统(3)包括：
一级膜分离单元(7)，与所述除液系统通过第一管线(21)连通，用于将所述富氢净化气进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；所述一级膜分离单元(7)的渗透侧与所述煤液化反应系统(1)通过第三管线(23)连通，用于将所述高纯氢循环引入所述煤液化反应系统(1)中；
二级膜分离单元(9)，与所述一级膜分离单元(7)的非渗透侧通过第四管线(24)连通，用于将所述第一尾气进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；
脱硫单元，与所述二级膜分离单元(9)的渗透侧连通，用于将所述第二氢气进行脱硫处理；
跨线(22)，连通所述第一管线(21)和所述第三管线(23)。
2.根据权利要求1所述的煤直接液化装置，其中，所述跨线(22)上设有第一切断阀(12)和第一流量调节阀(13)。
3.根据权利要求1或2所述的煤直接液化装置，其中，所述除液系统包括：气液分离器(4)和与所述气液分离器(4)顶部连通的除雾器(5)；
优选地，所述除液系统与所述分离系统(2)连通的管线上设有冷却器(18)，用于将所述富氢气体进行冷却。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的煤直接液化装置，其中，所述第一管线(21)上设有第一加热器(6)，用于将所述富氢净化气进行加热；
优选地，所述第一管线(21)上设有第二切断阀(11)，用于将所述除液系统与所述一级膜分离单元(7)进行连通或隔断。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的煤直接液化装置，其中，所述第三管线(23)上设有第一压力调节阀(14)，用于控制所述一级膜分离单元(7)的渗透侧的压力；
优选地，所述第四管线(24)上设有第二压力调节阀(15)，用于控制所述一级膜分离单元(7)的非渗透侧的压力；
优选地，所述第四管线(24)上设有第二加热器(8)，用于将所述第一尾气进行加热。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的煤直接液化装置，其中，所述一级膜分离单元(7)上设有第一压力联锁装置，用于监测所述一级膜分离单元(7)的渗透侧和非渗透侧的压差；
优选地，所述二级膜分离单元(9)上设有第二压力联锁装置，用于监测所述二级膜分离单元(9)的渗透侧和非渗透侧的压差。
7.一种煤直接液化工艺中提纯氢气的方法，其特征在于，在权利要求1-6中任意一项所述的煤直接液化装置中进行，所述方法包括：
S1、将原料煤在煤液化反应系统(1)中进行煤直接液化反应，得到裂解气，接着将所述裂解气在分离系统(2)中进行分离，得到富氢气体；
S2、将所述裂解气在除液系统中进行除液，得到富氢净化气；
S3、判断所述富氢净化气的组成是否同时满足以下条件：以所述富氢净化气的总体积计，所述富氢净化气中，氢气的含量≥70％、C3 +烃类的含量≤5％、氨的含量≤500ppm、硫化氢的含量≤3000ppm；
当所述富氢净化气的组成同时满足所述条件时，将所述富氢净化气在一级膜分离单元(7)中进行初次膜分离，得到高纯氢和第一尾气；接着将所述第一尾气在所述二级膜分离单元(9)中进行二次膜分离，得到第二氢气和第二尾气；再将所述第二氢气引入所述脱硫单元进行脱硫；
当所述富氢净化气的组成不满足所述条件时，将所述富氢净化气经跨线(22)引入所述煤液化反应系统(1)中。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述煤液化反应系统的反应条件包括：温度为445-470℃，压力为16-21MPa；运行负荷为55-110％。
9.根据权利要求7或8所述的方法，其中，所述裂解气的温度为30-60℃，压力为16-21MPa。
10.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，所述方法还包括：将所述富氢净化气加热至70-85℃；
优选地，所述方法还包括：将所述第一尾气进行减压、加热，得到压力为8-11MPa、温度为80-90℃的加热尾气。
11.根据权利要求7-10中任意一项所述的方法，其中，所述一级膜分离单元(7)中，渗透侧和非渗透侧的压差为6.5-8.2MPa；
优选地，所述二级膜分离单元(9)中，渗透侧和非渗透侧的压差为4-7.5MPa。
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