CN119410387A 一种煤直接液化系统及煤直接液化方法 （中国神华煤制油化工有限公司）

本发明提供了一种煤直接液化系统及煤直第二煤直接液化反应器、第三煤直接液化反应2第一煤直接液化反应器，所述第一煤直接液化反应器的底第二煤直接液化反应器，所述第二煤直接液化反应器底部第三煤直接液化反应器，所述第三煤直接液化反应器底部第二和第三煤直接液化反应器为带有物料二次分配内构件蒸馏塔，用于对来自所述第一分离单元的轻组分油和另一部分的重第二分离单元，用于对来自所述加氢单元的煤直接液化油化产品油和循环溶剂，将所述循环溶剂分别作为所述第一溶剂油送入所述油煤浆配置单元、作为所述第二溶剂油送入所述第二进料口以及作为所述第三溶剂油送入第三进料口；和第一热高压分离器，用于对所述第三反应产物进行分离，将自入蒸馏塔，并自顶部将分离出的轻组分的第一部分送入所述预热混合单元进行换热降温、第一冷高压分离器，用于对换热降温后的第一部分轻组分和第二部分轻组分进行分第二热高压分离器，用于对来自所述加氢单元的煤直接液化油进第二冷高压分离器，用于对来自所述第二热高压分离器的气相进一步进行气液分离，分馏塔，用于对来自所述第二热高压分离器的液相和第二冷3剂油与煤粉以及第一溶剂油与催化剂分别通过混捏低压煤浆循环泵，所述低压煤浆泵的进口连接所述煤浆配制罐的油煤浆换热器，用于使来自所述高压煤浆泵的油煤合料与来自所述第一热高压分离器的第一部分轻组氢气加热炉，用于对来自所述供氢单元的第二部分氢气进行升浆加热炉的混合料混合后送入所述第一煤直接液化反应器原料加热炉，用于对所述煤直接液化粗油和来自所述供氢单元加氢反应器，用于以来自所述原料加热炉的进料为原料5.根据权利要求1～4中任一项所述的煤直所述导流腔为具有中空腔室的导流腔，其下部和上部为圆锥形结47.根据权利要求5或6所述的煤直接液化系统，所述中心管的上端伸入所述泡罩中，且与所述泡罩顶板间隔有预设所述中心管中设有喉管部，所述喉管部包括从下往上依次连接的收所述第一热高压分离器的中部设有用于引入所述第三反应产物的进料9.利用权利要求1～8中任一项所述的煤直接S2，将所述油煤浆与氢气混合并预热升温后与循环物料送入第一煤直接液化反应器，并将分离后所余下的重组分油料中的一部分作为所述循环物料送入所述第一煤直接液化S6，将所述重组分油料的另一部分与所述轻组分油S7，将所述煤直接液化粗油与氢气混合后进行加5浆的45～90wt第二溶剂油的用量为油煤浆的2～20wt第三溶剂油的用量为油煤浆的器的循环物料中固体物含量为10～20送入蒸馏塔的重组分油料的固体物含量≤10%,优选≤8%;温升控制在5～10℃之间。量35～60软化点170～190℃。所述循环溶剂为所述煤直接液化油中>220℃的馏分油，并且其芳烃含量在70％以上；6d中试装置运行后发现在反应器底部有大颗粒的沉积现象，为此在反应器底部设置一个排通过工业试验发现也同样发现反应器内存在矿物质沉器物料需通过集液杯周围进入到反应器顶部空间，此时物料需从近壁侧向中心出料口迁7[0006]煤炭科学研究总院有限公司公开了一种煤直接液化方法及系统(专利号：CN103074097B)，将第二液化反应器出口部分高温物料未经气液分离直接经过循环泵返回[0007]中国神华煤制油化工有限公司公开了一种煤直接液化方法及煤直接液化装置(CN108048121B)，在第一液化反应器和第二液化反应器之间设置了中间分离装置和第二反应8接液化反应并将得到的第一反应产物自第一单元、作为所述第二溶剂油送入所述第二进料口以及作为所述第三溶剂油送入第三进料所述第二进料口以及作为所述第三溶剂油送入9一溶剂油与煤粉以及第一溶剂油与催化剂分别通过混捏机预混后油煤浆加热炉的混合料混合后送入所述第一煤直接液地，所述分配管的管径和/或分配孔的孔径配置为使所述分配管的总压力降小于所述导气述泡罩侧板的下端设有用于气液排出的多条气液多条所述进气管沿着所述出气管的圆周方向均[0051]S2，将油煤浆与氢气混合并预热升温后与循环物料送入[0059]在较佳的实施方式中，第一煤液化反应中氢气的体积与油煤浆的重量之比记为[0060]在较佳的实施方式中，第一溶剂油的用量为油煤浆的45～90wt第二溶剂油的用量为油煤浆的2～20wt第三溶剂油的用量为油煤浆的1～10wt％。~20送入蒸馏塔的重组分油料的固体物含量≤10优选≤8%;[0064]在较佳的实施方式中，所述蒸馏塔底煤液化沥青中的固体物含量35～60软化点170～190℃。应温升分别约为60～70℃、5～20℃和1～10℃,可以明显看出三台煤直接液化反应器串联员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都应当属于本发明保护的范压煤浆循环泵101和高压煤浆进料泵102；其中，所述油煤浆配制罐110用于利用第一溶剂剂分别通过混捏机预混后再进入油煤浆配制罐；所述低压煤浆泵101的进口连接所述油煤于将来自所述低压煤浆循环泵101的部分油浓度可以为10～55％比如20％、30％或40在煤直接液化反应过程中所用催化剂可以采[0105]所述预热混合单元用于使来自油煤浆配置单元的油煤浆与氢供氢单元的第一部分氢气的混合料与来自所述第一热高压分离器180的第一部分轻组分进行换热升温；所述油煤浆加热炉130用于进一步加热来自所述油煤浆换热器120的混合料；所述氢气加热炉140用于对来自所述供氢单元的第二部分氢气进行升温，并在与来自所述油煤浆加热炉130的混合料进一步混合后送入所述第一煤直接液化反应器150的新鲜物料后再经油煤浆加热器130加热升温，之后与经氢气加热炉140升温后的第二部分氢气混合，[0109]如图2a和2b所示，所述第一煤直接液化反应器150的底部分别设有连接所述预热行煤直接液化反应并将得到的第一反应产物自第一产物出口1[0111]所述第三煤直接液化反应器底部设有第三进料口113”、顶部设有第三产物出口环物料分别经新鲜物料进料口112和循环物料进料口113进入第一煤直接液化反应器150反直接液化反应器160反应，所得的第二反应产物再与所述第三溶剂油和氢气经所述第三进温升为5～10℃比如6或8℃；所述第一溶剂油的用量为油煤浆的45～60wt％比如50wt％、55wt％或58wt所述第二溶剂油的用量为第一反应产物的2～15wt％比如5wt％、10wt%或12wt所述第三溶剂的用量为第二反应产物的1～5wt％比如2或4wt％。[0115]在本发明中，为更好地保证液化反应过程中煤有较高的转化率和液体燃料的产记为PH2；第三煤直接液化反应器的平均反应温度记为T3，反应压力记为P3，氢分压记为物料扩散器116设置在反应器底部，新鲜物料分配器115设置所述物料扩散器116与分配盘最终经所述导气管8进入所述分配盘10下方的气垫层，而剩余的气液混合物则在离心力的[0121]在其它一些实施方式中，所述分配管的管径和/或分配孔的孔径还可以进一步配所述导气管8也可以配置为使其压力降大于所述分配管3的总压力降，比如减小导气管管于所述中心管上端的泡罩13和连接所述中心管的进气口用于向所述中心管中供气的供气管；所述泡罩13包括泡罩顶板131和泡罩侧板132，所述泡罩侧板132连接在所述泡罩顶板心管12之间形成有环形流道，所述泡罩侧板132的下端设有用于气液排出的多条气液分布和扩张口；所述供气管包括水平布置的进气管122和竖直布置在所述中心管中且与所述喉[0127]在一种实施方式中，所述第一分离单元包括第一热高压分离器180和第一冷高压第一部分送入所述预热混合单元的油煤浆换热器120与油煤浆进行换热降温、第二部分则[0128]所述第一冷高压分离器190用于对换热、降温后的第一部分轻组分和第二部分轻[0129]在本实施方式中，来自第三煤直接液化反应器170的第三反应产物进入第一高温底部的另一部分重组分油料混合后进入蒸馏[0133]在一些实施方式中，离开所述第一热高压分离器180的循环物料中固体物含量10~20送入蒸馏塔的重组分油料的固体物含量低于循环物料，例如低2％以上，比如固含明中，进入第一煤直接液化反应器的所述循环物料与油煤浆的进料质量比可以为(0.2~[0135]所述蒸馏塔200用于对来自所述第一分离单元的轻组分油和另一部分的重组分油[0136]所述蒸馏塔200可以采用本领域常用的蒸馏分离塔比如减压塔，来自所述第一冷高压分离器190底部的轻组分油和来自第一热高压分离器180的另一部分重组分油料在蒸化成型，优选地，可以控制减压蒸馏塔底煤液化沥青中的固体物含量35～60％比如40％、[0138]所述加氢单元用于对所述煤直接液化粗油进行加氢处理，以_1[0142]煤直接液化油加氢反应过程中采用加氢催化剂对包括蒸馏获得煤直接液化油进程落入220～350℃,例如所述中质油可以是馏程落入220～350℃这一温度范围内的一个馏压分离器250顶部气相产物部分作为循环氢返回加氢反应体系，另一部分进行排放控制氢[0157]以下结合具体实施例/对比例对本发明作进一步详细描述，这些实施例不能理解[0159]本实施例采用规模为180kg/天的如图1所示的煤直接液化系统进行煤直接液化试热后的第二部分氢气混合后进入第一煤直接液化反应器150(其内构件如图4和5所示)进行反应；自第一煤直接液化反应器150得第一产物出口引出的第一反应产物与第三部分氢气和第二溶剂油混合后进入第二煤直接液化反应器160进行反应，所得第二反应产物与第三部分氢气he额第三溶剂油混合后进入第三煤直接液化反应器一煤直接液化反应器的氢气与油煤浆之比约为400L/kg，进入第二煤直接液化反应器中氢浆进料量的10wt进入第三煤直接液化反应器的第三溶剂油的量为油煤浆进料量的5wt煤液化催化剂为Fe(OOH)催化剂([0163]自第三煤直接液化反应器170的第三产物出口引出的第三反应产物进入第一热高压分离器180(参见图3)进行油气分离得到第一气相和第一液相，分离温度控制在455℃,第一热高压分离器180顶部产出的第一气相经换热冷却后进入第一冷高压分离器190进行油热高压分离器180的循环物料抽出口189抽出的循环物料(固含量15wt％)循环回第一煤直口183取出的第一液相(固含量6wt％)与第二液相混合后进入蒸馏塔200进行蒸馏分离，控腾床加氢反应器进行催化加氢反应，使煤直接液化油中两环及以上芳烃实现部分加氢饱冷却后进入第二冷高压分离器250进行油气分离得到第四气相和第四液相，其温度控制在50℃以下；第二冷高压分离器顶部的第四气相产物部分作为循环氢返回加氢催化反应器，冷高压分离器的第四液相混合经过减压后在分馏塔260进行产品蒸馏切割，得到煤直接液[0168]进入第一煤直接液化反应器的所述循[0174]进入第二煤直接液化反应器的第二溶剂油的量与油煤浆量比2wt进入第三煤[0177]进入第二煤直接液化反应器的第二溶剂油的量与油煤浆量比20wt进入第二煤[0180]进入第一煤直接液化反应器的氢气与油煤浆比为300L/kg，进入第二煤直接液化反应器的氢气与油煤浆比为600L/kg，进入第三煤直接液化反应器的氢气与油煤浆比为[0183]进入第二煤直接液化反应器入口的氢气与油煤浆比为500L/Kg，进入第三煤直接为390℃,第二煤直接液化反应器平均温度约为420℃,第二煤直接液化反应器平均温度约为430℃,三台反应器反应压力约为20.0MPa，进入三台反应器的氢气与油煤浆比为500L/[0192]第一煤直接液化反应器平均温度约为420℃,第二煤直接液化反应器平均温度约[0195]第一煤直接液化反应器平均温度为455℃,第二煤直接液化反应器平均温度为460[0208]煤直接液化油加氢采用沸腾床与固定床反应器组合，沸腾床反应器反应温度为化反应器平均温度为440℃,第三煤直接液化反应