一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法
技术领域
[0001] 本
发明涉及一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法，煤加氢直接制油反 应过程R10产物R10P的热高分气R10P-HS-V中的
烃油经过在线溶剂油加氢改性反应过程R30 转化为包含R30P分离为包含气相R30P-V和油相R30P-L的产物R30P，至少一部分包含油相 R30P-L的物流进入R10用作短流程循环供氢剂SR-LBDS，低成本制造出“富活性氢”反应条 件；将R10P-HS-V的温高分油R10P-HS-V-MS-L加压后进入前置R30所得产物以自压方式进入 R10，流程更加简练；R10可用高浓度油煤浆、预加氢段、级间气液分离过程、分批分类注入 供氢溶剂、产物使用氢气气提式热高分；特别适合于大型煤
液化装置。
背景技术
[0002] 以下描述供氢烃。
[0003] 本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接制油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，是煤加氢直接液化过程使用的供氢溶剂油 的理想组分。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：
[0004]
[0005] 以下描述煤加氢直接液化过程。
[0006] 本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法， 根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：
[0007] ①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法I和II(SRC-I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；
[0008] ②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewIG)和美国的氢煤法(H-Coal) 等都属于这一类；
[0009] ③煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器， 不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不 同的工艺；
[0010] ④中国神华集团煤直接液化方法；
[0011] ⑤
专利CN100547055C载明的一种用
褐煤制取
液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢 直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直 接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成
煤粉， 与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。
[0012] 煤加氢直接液化过程中，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200～530℃、多数为200～450℃，溶剂油多数为蒸 馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接 液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组 成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。
[0013] 本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定 的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作
温度、 操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生
碳 碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。
[0014] 本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢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。
[0015] 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液化反应过程自产 的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程 的主要目标是生产煤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，基于煤液化油 含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和” 的加氢过程。
[0016] 煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢 改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程 外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其 余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油 B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过 程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。
[0017] 在煤加氢直接液化反应过程中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催 化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着
热解自由基碎片的快速加氢 稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄
铁矿、 硫化钼等本质上是一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒
吸附粘度大的胶质、
沥青质 分子MK，并使MK与固体催化剂表面的活性氢
接触，从而抑制其热缩；在煤加氢直接液化反 应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物SH-Z的复原催 化剂，固体催化剂颗粒吸附SH-Z，并使SH-Z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复 原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物SH-Z的复原速度；在煤加氢直接液 化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前 沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢直接液化反应过程中，从一定意义上讲， 固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起 着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程R10中，由于供氢溶剂DS的作用非常重 要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程的操作条件和效果自然极其重要。
[0018] 从已知的煤加氢直接液化过程催化剂或工艺的应用效果看，大型或工业化运转数据如煤 液化油收率、反应器可操作性均不如小型高压搅拌釜试验装置的数据和运转情况，本
发明人 认为出现此种差别的根本原因在于：
[0019] ①在高压搅拌釜反应中，数量充分的供氢溶剂均匀分散在所有反应空间，而工业装置无 论如何也做不到这一点，只能是进行逼近性操作；
[0020] 目前已知的煤加氢直接液化工艺方法，几乎都是将供氢剂从反应器起始空间端注入，以 煤浆配料的方式进入；
[0021] ②在高压搅拌釜反应中，气相反应产物可以快速脱离液相进入位于上部的气相中，几乎 不再与液相接触反应，而工业装置无论如何也做不到这一点，无法设置足够多的中间气液分 离器，将气相产物及时分离出去；只能是进行逼近性操作；
[0022] 目前已知的煤加氢直接液化工艺方法，也难以简单地实现中间气液分离操作，将部分气 相产物及时分离出去；几乎都是将气液产物以并流方式从反应器末端排出，气相反应产物与 液相反复接触反应是必然的；中间产物杂质如H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCl的存在，既降低 氢气分压、又毒化加氢催化剂、还占据反应空间体积；
[0023] ③在高压搅拌釜反应中，催化剂颗粒与液相物料的接触、分离频度极高，催化剂表面与 液相分子的接触效率极高，而工业装置无论如何也做不到这一点，只能是进行逼近性操作如 加大液相循环量即维持催化剂在液相中理想的流化态即强化搅拌作用、降低催化剂颗粒度即 增加催化剂分散度。
[0024] 本发明主要关注如何低成本地实现“数量充分的供氢溶剂均匀分散在所有反应空间”。
[0025] 关于现有的煤加氢直接液化工艺及供氢溶剂循环方法，记载这类数据的一个文献见文献 A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，130页至365页；②检索用图书编码： ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科 学出版社。
[0026] 现有的煤加氢直接液化工艺的在线溶剂油加氢改性反应过程与煤加氢制油反应过程R10 的流程关系，分为离线式即独立高压系统的溶剂油加氢稳定方法和后置在线式即通过二次利 用R10产物R10P的热高分气的高压系统进行溶剂油加氢稳定降低投资和能耗，离线式加氢稳 定方法产品
质量好、但是投资大，而后置在线式加氢稳定方法投资节省、但是存在着将R10 产物中的H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCl引入加氢稳定反应过程从而恶化供氢溶剂加氢稳定反 应过程的催化剂操作效能(导致催化剂寿命短、供氢溶剂质量不稳定)的重大
缺陷。
[0027] 现有的煤加氢直接液化工艺的溶剂油加氢稳定反应产物所得供氢溶剂的循环方法，均是 分离加氢稳定反应产物得到低压的供氢溶剂，然后在低压条件下作为煤浆配制溶剂使用，这 种大循环流程，流程复杂、步骤多、投资高、能耗大、
停留时间长、供氢溶剂性质易于变化 (主要是部分脱氢损失有效供氢能力)，如果实现“数量充分的供氢溶剂”则成本巨大。事实 上，随着高浓度油煤浆配制、输送技术的长期工业
化成功运转，部分供氢溶剂完全可以在高
[0028] 按照上述概念，可能出现以热高分气R10P-HS-V中烃油为前身物的短循环溶剂油加氢改 性反应过程R30加氢反应过程R30，同时存在以分离热高分油R10P-HS-L所得馏分油为前身 物的长循环溶剂油加氢改性反应过程R20，当然，R30与R20的高压操作步骤可以部分合并以 简化流程，R30或R20的部分产物溶剂油可以充当油煤浆的配料。
[0029] 另一方面，现有的煤加氢直接液化工艺的溶剂油加氢稳定反应产物所得供氢溶剂进入煤 加氢直接液化反应过程R10的加入点，均是将供氢剂从反应起始端注入，以煤浆配料的方式 进入，无法实现“供氢溶剂均匀分散在所有反应空间”。
[0030] 以下分析低沸点循环供氢剂LBDS和高沸点循环供氢剂HBDS。
[0031] 本文所述低沸点循环供氢剂LBDS，指的是常规沸点介于250～400℃的供氢烃，主要为2 环、3环、4环结构烃。
[0032] 本文所述高沸点循环供氢剂HBDS，指的是常规沸点介于400～530℃的供氢烃，主要为4 环、5环结构烃。
[0033] 相对于高沸点供氢剂HBDS，LBDS因分子量小故难热裂解、因分子量小运动速度快，因沸 点低易于
汽化故在R10的液相空间停留时间短且一旦进入气相即成为单程通过，因分子结构 理想故供氢速度快，所以具有低热解率、快速供氢、载氢负荷高的优势。
[0034] 相对于低沸点循环供氢剂LBDS，高沸点供氢剂HBDS因分子量大故易于热裂解即热解温 度低、因分子量大运动速度慢，因沸点高难于汽化故在R10的液相空间循环停留时间长，因 分子结构复杂其供氢速度慢、易于热缩和，所以具有高热解率、高缩合物产率、慢速供氢、 载氢负荷低的相对劣势；但是对于高沸点自由基等液相烃组分LC而言，高沸点供氢剂HBDS 是LC的可靠的液相供氢剂。
[0035] 从以上分析可以看出，为了提高R10的煤单程转化率、抑制热缩合物产率、提高产物加 氢深度、降低R10反应总温升，需要低成本地实现“数量充分的供氢溶剂均匀分散在所有反 应空间”，关于供氢溶剂油的使用原则，应该是：
[0036] ①为了实现低成本增加供氢剂数量，需要使用步骤少的低成本的供氢剂循环流程，即短 循环流程；
[0037] ②为了形成“富活性氢”的液相加氢反应条件，需要增加总体供氢剂数量，为了降低循 环供氢剂的热裂解率，应该尽可能增加低沸点循环供氢剂LBDS数量，比如在R10的前部或中 部反应区增加低沸点循环供氢剂LBDS用量；
[0038] ③可采用高浓度
煤油浆技术、采用强化烃分子间氢转移液相反应比例的较低反应温度的 预加氢段，消耗来自低沸点循环供氢剂LBDS的活性氢；
[0039] ④实施分段注入低沸点循环供氢剂LBDS，使用级间气液分离过程、部分LBDS靠后注入、 产物使用氢气气提式热高分方式，实现短流程循环；
[0040] ⑤将部分高沸点供氢剂HBDS直接引入R10后部反应空间，直接增加液相供氢能力；
[0041] ⑥可设置或联合设置高沸点供氢剂HBDS加氢过程，特别适合于大型煤液化装置。
[0042] 文献A01《煤炭直接液化工艺与工程》的214页至216页记载了供氢溶剂加氢稳定反应 过程与煤加氢制油反应过程R10的杂质、气体烃的产率，见表1和表2。
[0043] 表1 BSU煤炭直接液化物料平衡表
[0044] 项目 进/maf.wt％ 进/maf.wt％ 出/maf.wt％ 出/maf.wt％ 进-出/maf.wt％ H2S 0.00 0.00 0.72 0.68 0.72NH3 0.00 0.00 0.36 0.34 0.36
CO 0.00 0.00 0.99 0.94 0.99
CO2 0.00 0.00 1.46 1.39 1.46
C1 0.00 0.00 3.46 3.29 3.46
C2 0.00 0.00 2.79 2.66 2.79
C3 0.00 0.00 3.32 3.16 3.32
C4 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
H2O 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
H2 5.65 5.37 0.00 0.00 -5.65
无
水无灰基煤 100.00 95.10 8.78 8.35 -91.22
灰 5.15 4.90 5.15 4.90 0.00
催化剂-Fe 1.05 1.00 1.05 1.00 0.00
催化剂-其他 0.61 0.58 0.23 0.22 -0.38
硫 1.20 1.14 0.69 0.66 -0.51
DMDS 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
合计 242.18 230.32 242.18 230.32 0.00
[0045] 表2 BSU溶剂加氢单元物料平衡表
[0046] 项目 进/maf.wt％ 进/maf.wt％ 出/maf.wt％ 出/maf.wt％ 进-出/maf.wt％ H2S 0.00 0.00 1.41 1.34 1.41NH3 0.00 0.00 0.21 0.20 0.21
CO 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
CO2 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
C1 0.00 0.00 0.71 0.68 0.71
C2 0.00 0.00 0.03 0.02 0.03
C3 0.00 0.00 0.03 0.02 0.03
C4 0.00 0.00 0.03 0.03 0.03
溶剂 0.00 0.00 128.73 122.42 128.73
油(＜220℃) 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
油(＞220℃) 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
溶剂进料 128.52 122.22 0.00 0.00 -128.52
H2O 0.00 0.00 0.47 0.45 0.47
538℃以上馏分 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
H2 1.16 1.11 0.00 0.00 -1.16
无水无灰基煤 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
灰 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
催化剂-Fe 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
催化剂-其他 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
硫 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
DMDS 1.93 1.83 0.00 0.00 -1.93
合计 131.61 125.16 131.61 125.16 0.00
[0047] 对于供氢溶剂加氢稳定反应过程RX0与煤加氢制油反应过程R10，就原料杂质含量、杂 质加氢转化率、气体烃产率进行统计比较，可以得到以下结论：
[0048] ①液化煤，通常是杂元素如
氧、硫、氮含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是杂质 转化率较高的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较大；
[0049] ②液化煤，通常是有机质含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是有机质液化转化率 较高的过程，常规气体烃如CH4、C2、C3、C4的产量较大；
[0050] ③供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的原料烃，通常是杂元素如氧、硫、氮含量低的烃类， 其煤加氢直接液化过程通常是杂质转化率较低的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较小；
[0051] ④供氢溶剂加氢稳定反应过程RX0，通常是裂化转化率较低的过程，常规气体烃如CH4、 C2、C3、C4的产量较小。
[0052] 基于上述结论，本发明认为，使用杂质浓度极低的新氢和/或循环氢的前置溶剂油加氢稳 定反应过程，其中的杂质气体、气体烃数量很少，因此，溶剂油加氢稳定反应过程RX0产物 RX0P分离所得热高分气RX0P-V，可以进入煤加氢制油反应过程R10实现二次有效利用。如此， 既可避免“将R10产物中的H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCl引入加氢稳定反应过程RX0从而恶 化催化剂操作效能”的工艺缺陷，同时又能实现循环氢气的二次使用，可以形成前置式溶剂 油加氢稳定反应过程RX0与煤加氢制油反应过程R10组合方法，形成一种流程简明的一种煤 加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法
[0053] 至此，已经形成本发明的基本设想：一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环 方法，煤加氢直接制油反应过程R10产物R10P的热高分气R10P-HS-V中的烃油经过在线溶剂 加氢稳定反应过程R30转化为包含R30P分离为包含气相R30P-V和油相R30P-L的产物R30P， 至少一部分包含油相R30P-L的物流进入R10用作短流程循环供氢剂SR-LBDS，低成本制造出 “富活性氢”反应条件；将R10P-HS-V的温高分油R10P-HS-V-MS-L加压后进入前置R30所得 产物以自压方式进入R10，流程更加简练；R10可用高浓度油煤浆、预加氢段、级间气液分离 过程、分批分类注入供氢溶剂、产物使用氢气气提式热高分；特别适合于大型煤液化装置。
[0054] 本发明所述方法未见报道。
[0055] 为了优化本发明效果，可以与其它多种技术组合成组合工艺。
[0056] 可以将分离热高分油R10P-HS-L所得至少一部分低沸点烃，引入在线溶剂加氢稳定反应 过程RX0，联合生产短流程轻质供氢烃和配煤浆用长流程轻质供氢烃，这时，部分热高分油 RX0P-HS-L进入分离/
分馏过程分离出配煤浆用轻质供氢烃。
[0057] 可以将分离热高分油R10P-HS-L所得高沸点烃HBML的溶剂油加氢稳定反应过程R20，与 短流程溶剂油加氢稳定反应过程R30，进行高压系统的组合，比如将高沸点烃HBML的溶剂油 加氢稳定反应过程R20产物R20P的热高压分离器所得热高分油的一部分，与短流程在线溶剂 加氢反应过程R30产物R30P的热高压分离器所得热高分油的一部分，混合在一起进入分离/ 分馏过程分离出配煤浆用混合供氢烃即进入R10的初始加氢液化反应过程，同时将短流程在 线溶剂加氢反应过程R30产物R30P的热高压分离器所得热高分油的剩余部分引入R10的中间 加氢液化反应过程，同时将高沸点烃HBML的溶剂油加氢稳定反应过程R20产物R20P的热高 压分离器所得热高分油的剩余部分引入R10的最后加氢液化反应过程，如此，通过分批分类 注入供氢溶剂，合理实现了“数量充分的供氢溶剂均匀分散在所有反应空间”。
[0058] 后置式在线溶剂油加氢稳定反应过程R30，可用热高分气R10P-HS-V为进料，可用热高 分气R10P-HS-V的温高分过程的冷凝油为进料，可用热高分气R10P-HS-V的温高分过程的冷 凝油的氢气气提后油为进料，可以同时加工其它同类物料，短循环轻质循环供氢剂SR-LBDS 加压后进入煤加氢直接液化过程R10。
[0059] 前置式在线溶剂加氢反应过程R30，可以加工热高分气R10P-HS-V的温高分过程的冷凝 油的
增压后液体，可以同时加工其它同类物料，短循环轻质循环供氢剂SR-LBDS可以依靠自 身压力进入煤加氢直接液化过程R10。
[0060] 可设置或联合设置高沸点溶剂油加氢稳定反应过程R30生产高沸点供氢剂HBDS，加工来 自热高分油R10P-HS-L的常规沸点介于200～530℃的烃组分。
[0061] 因此，本发明第一目的是提出一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法。
[0062] 本发明第二目的是提出一种流程简明的煤加氢直接制油反应过程用轻质溶剂油短流程循 环方法，为前置式溶剂油加氢稳定反应过程R30与煤加氢制油反应过程R10组合方法。
[0063] 本发明第三目的是提出一种分批分类注入供氢溶剂的煤加氢直接制油反应方法。
[0064] 本发明第四目的是提出一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法与多种煤 加氢直接制油反应方法的组合工艺。
发明内容
[0065] 本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法，其特征在于包含以下步 骤：
[0066] (1)在油煤浆配制过程M10，长流程供氢溶剂LR-DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；
[0067] (2)在煤加氢制油反应过程R10，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的 油煤浆R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤加氢 制油产物R10P；
[0068] (3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高 分油R10P-HS-L；
[0069] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在短流程循环溶剂油加氢改性反应过程 R30，在氢气、短流程循环溶剂油加氢催化剂存在条件下，包含热高分气R10P-HS-V中烃组分 的供氢烃前身物R30F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出 物R30P；
[0070] 包含来自反应流出物R30P中烃组分的高压物流用作短流程循环溶剂油SR-DS，进入煤加 氢制油反应过程R10；
[0071] 包含来自热高分气R10P-HS-V中氢气的高压气体物流用作富氢气物流XH；
[0072] (5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收富氢气体XH得到富氢气体XHV和烃油 XHL；至少一部分富氢气体XHV返回加氢反应过程循环使用；
[0073] (6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、 液化残渣VS；
[0074] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢催化剂存在条件下，供氢烃前身物 R20F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出物R20P；
[0075] 供氢烃前身物R20F，包含至少一部分馏出油ML；
[0076] (8)在热高压分离过程R20P-HS，反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油 R20P-HS-L；
[0077] (9)在分离/分馏部分LR-DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到长流程循环供氢溶剂LR-DS；
[0078] 至少一部分供氢溶剂LR-DS进入油煤浆配制过程M10。
[0079] 本发明的R30-UNIT的第1种流程方式为：
[0080] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为后置在线式加氢改性方法， 热高分气R10P-HS-V直接进入反应过程R30，设置短流程循环溶剂的加氢改性反应过程R30、 R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送
泵A-PUMP，包含以下步骤：
[0081] ①在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催 化剂存在条件下，热高分气R10P-HS-V进入反应过程R30转为富含供氢烃的产物R30P，热高 分气R10P-HS-V携带的烃组分发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应；
[0082] ②在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH，至少一部分热高分油R30P-HS-L 经输送泵A-PUMP加压后用作物流SR-DS进入煤加氢制油反应过程R10。
[0083] 本发明的R30-UNIT的第2种流程方式为：
[0084] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为后置在线式加氢改性方法， 热高分气R10P-HS-V在温高压分离过程R10P-HS-V-MS分离得到的温高分油R10P-HS-V-MS-L 进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、制备短 流程循环溶剂的加氢改性反应过程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送泵 A-PUMP，包含以下步骤：
[0085] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L；
[0086] 至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0087] ②在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催 化剂存在条件下，温高分油R10P-HS-V-MS-L进入反应过程R30转化为富含供氢烃的产物R30P， 热高分气R10P-HS-V携带的烃组分发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应；
[0088] ③在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH，至少一部分热高分油R30P-HS-L 经输送泵A-PUMP加压后用作物流SR-DS进入煤加氢制油反应过程R10。
[0089] 本发明的R30-UNIT的第3种流程方式为：
[0090] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为前置在线式加氢改性方法， 设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过 程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0091] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0092] ②在加压过程B-PUMP，温高分油R10P-HS-V-MS-L经泵B-PUMP加压后作为增压物流 R10P-HS-V-MS-L-P进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30；
[0093] ③在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，作为短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F 的增压物流R10P-HS-V-MS-L-P，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生 至少一部分芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P；
[0094] ④在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分油R30P-HS-L用作物流SR-DS。
[0095] 本发明的R30-UNIT的第4种流程方式为：
[0096] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为前置在线式加氢改性方法， 设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过 程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0097] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0098] ②在加压过程B-PUMP，温高分油R10P-HS-V-MS-L经泵B-PUMP加压后作为增压物流 R10P-HS-V-MS-L-P进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30；
[0099] ③在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，作为短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F 的增压物流R10P-HS-V-MS-L-P，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生 至少一部分芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P，至少一部分热高分油 R30P-HS-L用作物流SR-DS。
[0100] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在热高压分离过程 R30P-HS，可以使用气提氢气R30P-HS-BV接触热高压分离过程R30P-HS存在的液体，以气提 其中的低沸点组分，气提气进入热高分气R30P-HS-V中。
[0101] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在热高压分离过程R30P-HS， 热高分油R30P-HS-L主要由常规沸点高于280℃或高于230℃的烃类组成。
[0102] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，热高压分离过程R30P-HS的操 作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。
[0103] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在温高压分离过程 R10P-HS-V-MS，可以使用气提氢气R10P-HS-V-MS-BV接触温高压分离过程R10P-HS-V-MS存在 的液体，以气提其中的低沸点组分，气提气最终可以进入温高分气R10P-HS-V-MS-V中。
[0104] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在温高压分离过程 R10P-HS-V-MS，温高分油R10P-HS-V-MS-L主要由常规沸点高于250℃或高于200℃的烃类组 成。
[0105] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，温高压分离过程R10P-HS-V-MS 的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。
[0106] 本发明，(1)在油煤浆配制过程M10，长流程供氢溶剂LR-DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；
[0107] 煤浆R10F中煤粉质量浓度：通常大于30％、一般大于40％、宜大于45％。
[0108] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，可以设置预加氢反应段R10-DD；
[0109] 在预加氢反应段R10-DD，富含供氢烃的油煤浆R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂 化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤预加氢产物R10-DD-P，长流程供氢溶剂LR-DS起着 主要的供氢作用。
[0110] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，可以设置预加氢反应段R10-DD；
[0111] 在预加氢反应段R10-DD，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的油煤浆 R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤预加氢产物 R10-DD-P，长流程供氢溶剂LR-DS起着主要的供氢作用；
[0112] 通常，预加氢反应段R10-DD的氢气标准状态体积与油煤浆的体积比低于300∶1。
[0113] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，设置至少1个中间产物气液分离步骤 R10-MS，及设置至少2个
串联操作的液流物料煤加氢制油反应区；
[0114] 至少一部分气液分离步骤R10-MS排出的含液相物料，进入下游的液流物料煤加氢制油反 应区；
[0115] 至少一部分气液分离步骤R10-MS排出的含气相物料，不进入下游的液流物料煤加氢制油 反应区。
[0116] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，以液流物料煤加氢制油反应
进程为基准， 分批注入供氢溶剂，即至少使用2个供氢烃物流加入点，且第二供氢烃物流加入点位于第一 供氢烃物流加入点的下游。
[0117] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，以液流物料煤加氢制油反应进程为基准， 分类注入供氢溶剂，即至少使用2个供氢烃物流加入点，且主要由常规沸点较高的烃组成的 第二供氢烃物流加入点位于主要由常规沸点较低的烃组成的第一供氢烃物流加入点的下游。
[0118] 本发明，通常，(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气 R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；
[0119] 在热高压分离过程R10P-HS，可以使用气提氢气R10P-HS-BV接触热高压分离过程R10P-HS 存在的液体，以气提其中的低沸点组分；通常气提气最终进入热高分气R10P-HS-V中。
[0120] 本发明，通常，(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气 R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；
[0121] 热高分气R10P-HS-V，其中的烃类主要由常规沸点低于450℃或低于400℃或低于350℃ 的烃组成。
[0122] 本发明，(5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收热富氢气体XH得到富氢气体XHV 和烃油XHL；至少一部分富氢气体XHV返回加氢反应过程循环使用，富氢气体XHV的氢气体 积浓度：通常大于70％、一般大于80％、宜大于90％。
[0123] 本发明，通常，(5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收热富氢气体XH得到富氢 气体XHV和烃油XHL；至少一部分富氢气体XHV提纯氢气后返回加氢反应过程循环使用。
[0124] 本发明，通常，(6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化 产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于500℃或高于530℃；
[0125] 至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。
[0126] 本发明，通常，(6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化 产物馏分油、液化残渣VS；
[0127] 部分液化残渣VS作为产物VSP，部分液化残渣作为液化残渣循环料VSR循环返回煤加氢 制油反应过程R10，比如经过油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10。
[0128] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物，可以为 1路或2路或多路物料。
[0129] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物，为2路 或多路物料时，可以采用混合原料烃的同步加氢方式。
[0130] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物为 2个供氢烃前身物，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大时，此时这2路烃物流可以 采用的不同步加氢方式选自下列方法中的1种或几种：
[0131] ①第一供氢烃前身物经过预加氢所得预加氢产物与第二供氢烃前身物混合后一并加氢；
[0132] ②第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并分离；
[0133] ③第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并后再次加氢；
[0134] ④第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物分别加氢后所得产物分别进行热高压分离，每 个热高分油的至少一部分进入煤加氢制油反应过程R10。
[0135] 本发明，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物，可以为1路或2路或多 路物料。
[0136] 本发明，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物，为2路或多路物料时， 可以采用混合原料烃的同步加氢方式。
[0137] 本发明，通常，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物为2个供氢烃前身 物，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大，此时这2路烃物流可以采用的不同步加 氢方式选自下列方法中的1种或几种：
[0138] ①第一供氢烃前身物经过预加氢所得预加氢产物与第二供氢烃前身物混合后一并加氢；
[0139] ②第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并分离；
[0140] ③第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并后再次加氢；
[0141] ④第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物分别加氢后所得产物分别进行热高压分离，每 个热高分油的至少一部分混合后一并进入分离/分馏部分LR-DSF。
[0142] 本发明，(2)煤加氢制油反应过程R10使用的反应器的操作方式，可以自下列中的1种或 几种的组合：
[0143] ①悬浮床即浆态床；
[0145] ③微膨胀床。
[0146] 本发明，(4)短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT使用的加氢反应器的操作方式，可 以选自下列中的1种或几种的组合：
[0147] ①悬浮床加氢反应器；
[0148] 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；
[0149] ③上流式微膨胀床；
[0150] ④上流式固定床；
[0151] ⑤下流式固定床；
[0152] ⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
[0153] 本发明，通常，(7)溶剂油加氢反应过程R20使用的反应器的操作方式，可以选自下列中 的1种或几种的组合：
[0154] ①悬浮床加氢反应器；
[0155] 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；
[0156] ③上流式微膨胀床；
[0157] ④上流式固定床；
[0158] ⑤下流式固定床；
[0159] ⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
[0160] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油SR-DS 中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；
[0161] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
[0162] 本发明，一般，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油SR-DS 中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65；
[0163] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。
[0164] 本发明，较佳者，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油 SR-DS中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～ 0.60；
[0165] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
[0166] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，使用的加氢催化剂为 Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa， 气液体积比为300～1000NL/kg；
[0167] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催 化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg。
[0168] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为400～465℃、反应器压力为 6～30MPa，气液体积比为600～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％， 助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～ 50质量％。
[0169] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催 化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶ 10至10∶1；所述高活性组分为钼的
水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化 铁
矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C 粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
[0170] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，煤加氢直接液化催化剂可以为纳米超细 颗粒水合氧化铁催化剂和/或氧化铁和/或黄铁矿和/或赤铁矿和/或氧化钼和/或硫化钼和/或 钼酸铵和/或硫化镍。
[0171] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用新氢和/或循环氢；
[0172] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性反应过程R30，使用新氢和/或循环氢；
[0173] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，使用新氢和/或循环氢。
附图说明
[0174] 图1是本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法的原则流程示意 图，包含油煤浆配制过程M10、煤加氢制油反应过程R10、液化产物热高压分离过程R10P-HS、 热高分油R10P-HS-L的分离/分馏部分R10P-HS-L-DS、热高分气R10P-HS-V后置处理系统 R10P-HS-V-AUNIT、长流程循环溶剂加氢改性反应过程R20、R20产物热高压分离过程R20P-HS、 热高分油R20P-HS-L的分离/分馏部分LR-DSF。
[0175] 如图1所示，与常规的煤加氢直接制油工艺不同，本发明设置了利用热高分气R10P-HS-V 中的烃组分制备短流程循环溶剂加氢改性过程R30-UNIT。
[0176] 如图1所示，长流程供氢溶剂LR-DS的前身物烃类R20F，经管道151进入溶剂油加氢稳 定反应过程R20，在氢气、长流程溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生芳烃加氢部分饱和 反应，转化为富含供氢烃的产物R20P，分离产物R20P得到富含供氢烃的烃液物流LS-DS，作 为煤粉SF配制油煤浆的溶剂油使用。
[0177] 如图1所示，根据需要，循环残液VSR经管道1451进入油煤浆配制过程M10，配入油煤 浆R10F中。
[0178] 如图1所示，溶剂油加氢反应产物R20P，经管道155进入热高压分离过程R20P-HS分离 为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L。
[0179] R20P-HS-V包含R20P中大部分氢气、部分低沸点烃，R20P-HS-V的回收方式有多种，可 以是分离为烃油和循环使用的富氢气体。
[0180] 当R20P-HS-V的压力高于煤加氢制油反应过程R10的操作压力时，至少一部分热高分气 R20P-HS-V可被二次使用。如图1所示，经管道165进入煤加氢制油反应过程R10，比如用作 煤加氢制油反应过程R10的第一反应器的入口氢气、后部反应器的入口添加氢气，比如用作 煤加氢制油反应过程R10的冷却降温氢气、冲洗氢气、气提氢气；剩余热高分气R20P-HS-V， 可用作热高分过程R10P-HS的气提气使用，或与基于R10P的气相物流混合处理。
[0181] 如图1所示，热高分油R20P-HS-L包含R20P中部分低沸点烃、大部分高沸点烃，通常， 至少一部分热高分油R20P-HS-L经管道166进入分离/分馏部分LR-DSF分离出长流程循环供 氢溶剂LR-DS。
[0182] 如图1所示，长流程循环供氢溶剂LR-DS经管道175进入油煤浆配制过程M10，配料煤 粉SF经管道101进入油煤浆配制过程M10，M10得到油煤浆用作煤加氢制油反应过程R10的 原料R10F；根据需要，在油煤浆配制过程M10，可以将煤加氢制油催化剂、硫化剂等配入油 煤浆R10F中。
[0183] 如图1所示，富含供氢烃的全部油煤浆R10F经管道111进入煤加氢制油反应过程R10， 在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下发生煤的溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定等煤液化 加氢反应，同时发生残液VSR的加氢饱和、加氢脱杂质氢解、加氢热裂化等反应，供氢溶剂 DS起着供氢作用，供氢烃的脱氢产物可以再加氢转化为供氢烃重复供氢即起着传递活性氢的 作用。
[0184] 如图1所示，全部油煤浆R10F进入煤加氢制油反应过程R10转化为煤加氢制油产物R10P， 产物R10P经管道121进入热高压分离过程R10P-HS分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油 R10P-HS-L。
[0185] 如图1所示，管道131输送的R10P-HS-V包含R10P中大部分氢气、部分低沸点烃，热高 分气R10P-HS-V经过短流程循环供氢溶剂加氢改性过程R30-UNIT，产生短流程循环供氢溶剂 SR-DS和富氢气体XH。
[0186] 如图1所示，富氢气体XH经管道341进入后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收热 富氢气体XH得到富氢气体XHV，通常还得到经管道排出的烃油XHL。
[0187] 后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，通常至少包括富氢气体XH的冷却、注水洗涤、气液分 离或气油水三相分离等过程，其目的是得到可以循环使用的富氢气体和回收富氢气体XH中的 烃类，所述的气液分离或气油水三相分离过程的操作温度：通常为10～80℃、一般为20～70 ℃、宜为30～55℃。
[0188] 通常，至少一部分富氢气体XHV返回加氢过程循环使用，如图1所示，一部分富氢气体 XHV作为RH01可通过管道195返回煤加氢制油反应过程R10循环使用，一部分富氢气体XHV 作为RH02可通过管道返回溶剂油加氢稳定反应过程R20循环使用，
[0189] 如图1所示，新氢FH经管道250输送，一路FH01可通过管道251进入煤加氢制油反应 过程R10用作化学耗氢等使用，一路FH02可通过管道252进入循环溶剂加氢改性反应过程 R20用作化学耗氢等使用。
[0190] 如图1所示，热高分油R10P-HS-L经管道132进入热高分油R10P-HS-L的分离/分馏部分 R10P-HS-L-DS分离出气体、液化产物馏分油ML、液化残渣VS。
[0191] 通常，部分液化产物馏分油ML作为产物TP1经管道148进入下游加工步骤，部分液化产 物馏分油ML作为供氢剂前
生物R20F-A经管道143进入溶剂油加氢稳定反应过程R20。
[0192] 如图1所示，通常，部分液化残渣VS作为产物VSP经管道1452进入下游加工步骤，有 排出固体废料的作用，根据需要，部分液化残渣VS作为循环残液VSR经管道1451的进入油 煤浆配制过程M10，配入油煤浆R10F中。
[0193] 煤加氢制油反应过程R10产生煤加氢直接液化生成油R10P-0，通常，在热高分油 R10P-HS-L的分离部分R10P-HS-L-DS使用的减压蒸馏塔的塔底，得到主要由常规沸点高于 500～540℃的烃组分和固体组成的减压塔底含固液料VS即本发明所述残液，多数工艺将部分 减压塔底含固液料VS返回煤加氢制油反应过程R10作为循环料VSR以多次重复利用部分催化 剂颗粒、深度转化部分重质烃(胶质、沥青烯、前沥青烯)，同时排出部分减压塔底含固液料 VS作为残液产品VSP以排出废催化剂颗粒、无法液化的煤碳骨架颗粒，同时残液VS中夹带 着重质烃如油分、胶质、沥青烯、前沥青烯，残液VS的
软化点通常高于100～150℃。
[0194] 返回煤加氢制油反应过程R10的循环残液VSR，因为含有无法液化的废催化剂颗粒、无 法液化的煤碳骨架颗粒，同时夹带的部分重质烃是难以加氢轻质化的多环芳烃、胶质、沥青 烯、前沥青烯，因此循环料VSR的存在，虽然能够回收部分油品，但是显著恶化了煤加氢制 油反应过程R10及其相关系统的操作条件，缩短了连续运行周期、限制或压缩了原料煤种范 围(主要是对粉煤的灰分含量和惰质组含量提出了上限要求)。
[0195] 如图1所示，本发明形成了煤加氢直接制油反应过程用轻质溶剂油的短循环流程。
[0196] 溶剂油加氢稳定反应过程R20，可以加工来自管道143的馏分油R20F-A，可以加工 R10P-HS-V-AUNIT排出的经管道输送的沸程合适的馏分油R20F-B如温高分分离过程得到的温 高分油，也可以加工其它合适的馏分油。
[0197] 溶剂油加氢稳定反应过程R20，可以加工2个或多个供氢烃前身物，可以采用混合原料 烃的同步加氢方式。
[0198] 溶剂油加氢稳定反应过程R20，其加工的2个供氢烃前身物的沸程、分子结构可能差异 较大时，这2路烃物流可以采用不同步的加氢方式，比如可以是馏分油R20F-A经过预加氢所 得预加氢产物与馏分油R20F-B混合后一并加氢；比如可以是馏分油R20F-B经过预加氢所得 预加氢产物与馏分油R20F-A混合后一并加氢；比如可以是馏分油R20F-A、馏分油R20F-B并 联分别加氢后所得产物混合一并分离；比如可以是馏分油R20F-A、馏分油R20F-B并联分别 加氢后所得产物混合一并后再次加氢；比如可以是馏分油R20F-A、馏分油R20F-B分别加氢 后所得产物分别进行热高压分离，每个热高分气的至少一部分进入煤加氢制油反应过程R10。
[0199] 如图1所示，溶剂油加氢稳定反应过程R20，可以加工的2个或多个供氢烃前身物，在 一套高压系统内进行，因此投资较小、能耗较低。
[0200] 如图1所示，本发明设置了利用热高分气R10P-HS-V中的烃组分制备短流程循环溶剂加 氢改性过程R30-UNIT，总体目标是：
[0201] ①利用热高分气R10P-HS-V中的烃组分制备短流程循环供氢溶剂SR-DS；
[0202] ②回收热高分气R10P-HS-V中的没有进入短流程循环溶剂加氢改性过程R30-UNIT、或者 没有进入短流程循环溶剂的氢气等组分，这些组分组成物流XH经管道341进入后置处理系统 R10P-HS-V-AUNIT。
[0203] 如图1所示，在短流程循环溶剂加氢改性过程R30-UNIT，根据需要，可以使用经管道315 输送的原料XF比如新氢或循环氢物流或气体氢气，根据实际流程方案的需要，可能产生经管 道320输送的产物XP比如含氢气和/或含烃的产物。
[0204] 图2是本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法的用热高分气 R10P-HS-V中烃油制备短流程供氢烃的R30-UNIT的第1种技术方案的原则流程示意图，是热 高分气R10P-HS-V直接进入反应过程R30的后置在线式加氢稳定方法，包含制备短流程循环 溶剂的加氢改性反应过程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送泵A-PUMP。
[0205] 如图2所示，短流程供氢溶剂SR-DS的前身物是热高分气R10P-HS-V中的烃类，热高分 气R10P-HS-V经管道131进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供 氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物 R30P，分离产物R30P得到富含供氢烃的烃液物流SR-DS，进入煤加氢制油反应过程R10。
[0206] 如图2所示，产物R30P经管道311进入热高压分离过程R30P-HS分离为热高分气 R30P-HS-V和热高分油R30P-HS-L，热高分气R30P-HS-V作为物流XH使用，热高分油R30P-HS-L 用作物流SR-DS。
[0207] 如图2所示，热高压分离过程R30P-HS，其目的是得到供氢烃和分离出其它组分组成的 气体，可使用任意合适的操作条件。通常热高分油R30P-HS-L主要由常规沸点高于280℃或 者高于230℃的烃类组成，所述的气液分离过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～ 280℃、宜为200～250℃。
[0208] 如图2所示，热高分气R10P-HS-V直接进入了反应过程R30，因此，热高分油R30P-HS-L 的操作压力低于煤加氢制油反应过程R10的操作压力，热高分油R30P-HS-L经管道351进入 泵A-PUMP加压后，经管道352进入煤加氢制油反应过程R10用作物流SR-DS。
[0209] 如图2所示，根据需要，热高压分离过程R30P-HS，可以使用经管道3158输送的气提氢 气R30P-HS-BV接触热高压分离过程R30P-HS存在的液体，以气提其中的低沸点组分，气提气 最终可以进入热高分气R30P-HS-V中。
[0210] 关于图2所示方案，其优点是重复使用氢气且流程简单，其缺点是不能避免热高分气 R10P-HS-V的杂质气体如H2O、NH3、CO、CO2、HCl的引入R30，这些杂质气体严重恶化了R30 催化剂操作效能(导致R30催化剂寿命短、供氢溶剂质量不稳定)。
[0211] 为了克服图2所示方案的缺点，提出了图3所示的设置热高分气R10P-HS-V的温高压分 离过程R10P-HS-V-MS的流程，热高分气R10P-HS-V在温高压分离过程R10P-HS-V-MS分离为 温高分气R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，温高分油R10P-HS-V-MS-L进入短流 程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30。
[0212] 图3是本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法的用热高分气 R10P-HS-V中烃油制备短流程供氢烃部分R30-UNIT的第2种技术方案的原则流程示意图，与 图2所示方案相比，增加了热高分气R10P-HS-V的温高压分离过程R10P-HS-V-MS，是温高分 油R10P-HS-V-MS-L进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30的后置在线式加氢稳定方 法，包含温高压分离过程R10P-HS-V-MS、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过程R30、R30 产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送泵A-PUMP。
[0213] 如图3所示，热高分气R10P-HS-V经管道131进入温高压分离过程R10P-HS-V-MS，分离 为温高分气R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，温高分油R10P-HS-V-MS-L经管道 305进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，热高分气R30P-HS-V作为物流XH使用。
[0214] 如图3所示，根据需要，温高压分离过程R10P-HS-V-MS，可以使用经管道3151输送的 气提氢气R10P-HS-V-MS-BV接触温高压分离过程R10P-HS-V-MS存在的液体，以气提其中的低 沸点组分，气提气最终可以进入温高分气R10P-HS-V-MS-V中。
[0215] 如图3所示，温高压分离过程R10P-HS-V-MS，其目的是得到供氢烃前身物和分离出其它 组分组成的气体，可使用任意合适的操作条件。通常温高分油R10P-HS-V-MS-L主要由常规沸 点高于250℃或者高于200℃的烃类组成，所述的温高压分离过程R10P-HS-V-MS的气液分离 过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。
[0216] 关于图3所示方案，其优点是避免了热高分气R10P-HS-V的杂质气体如H2O、NH3、CO、 CO2、HCl进入反应过程R30，其缺点是无法重复使用氢气，故氢气系统流程复杂、投资大。
[0217] 为了克服图3所示方案的缺点，提出了图4、图5所示方案，在设置热高分气R10P-HS-V 的温高压分离过程R10P-HS-V-MS前提下，将短流程供氢溶剂的循环路线上的
增压泵的
位置调 整为温高分油R10P-HS-V-MS-L的增压泵，这样可以提高反应过程R30、R30产物R30P的热高 压分离过程R30P-HS的操作压力使其高于煤加氢制油反应过程R10的操作压力，为R30P或 R30P的热高分气液物流依靠自压进入煤加氢制油反应过程R10创造条件，这样反应产物R30P 中的氢气可以根据需要二次使用比如依靠自压进入煤加氢制油反应过程R10。
[0218] 图4是本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法的用热高分气 R10P-HS-V中烃油制备短流程供氢烃部分R30-UNIT的第3种技术方案的原则流程示意图，与 图3所示方案相比，在流程上将短流程供氢溶剂的增压泵A-PUMP取消，增加了温高分油 R10P-HS-V-MS-LB-PUNP增压泵，将反应过程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS 的操作压力提高，使其高于煤加氢制油反应过程R10的操作压力，形成前置式在线式加氢稳 定方法；设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改 性反应过程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0219] 如图4所示，热高分气R10P-HS-V经管道131进入温高压分离过程R10P-HS-V-MS，分离 为温高分气R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，温高分油R10P-HS-V-MS-L经管道 305进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，热高分气R30P-HS-V作为物流XH使用。
[0220] 如图4所示，根据需要，温高压分离过程R10P-HS-V-MS，可以使用经管道3151输送的 气提氢气R10P-HS-V-MS-BV接触温高压分离过程R10P-HS-V-MS存在的液体，以气提其中的低 沸点组分，气提气最终可以进入温高分气R10P-HS-V-MS-V中。
[0221] 如图4所示，温高分油R10P-HS-V-MS-L经管道305进入泵B-PUMP加压后，经管道307 进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30。
[0222] 如图4所示，短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F即增压后的温高分油R10P-HS-V-MS-L， 经管道307进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢 稳定催化剂存在条件下发生芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P。
[0223] 如图4所示，产物R30P经管道311进入热高压分离过程R30P-HS分离为热高分气 R30P-HS-V和热高分油R30P-HS-L，热高分油R30P-HS-L用作物流SR-DS。
[0224] 如图4所示，热高压分离过程R30P-HS，其目的是得到供氢烃和分离出其它组分组成的 气体，可使用任意合适的操作条件。通常热高分油R30P-HS-L主要由常规沸点高于280℃或 者高于230℃的烃类组成，所述的气液分离过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～ 280℃、宜为200～250℃。
[0225] 如图4所示，温高分气R10P-HS-V-MS-V经管道301进入后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT。
[0226] 如图4所示，热高分气R30P-HS-V经管道341输送，可以进入煤加氢直接制油反应过程 R10的需要位置。
[0227] 关于图4所示方案，其优点是避免了热高分气R10P-HS-V的杂质气体如H2O、NH3、CO、 CO2、HCl进入R30，氢气可以重复使用且流程简单，并且氢气的二次使用可以是多流程点多 处作为新氢、急冷氢、冲洗氢、气提氢气等使用，短流程供氢溶剂油的使用可以是多流程点 多处作为供氢剂、冲洗油、冷却油等使用，灵活性更大。
[0228] 图5是本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法的用热高分气 R10P-HS-V中烃油制备短流程供氢烃部分R30-UNIT的第4种技术方案的原则流程示意图，与 图4所示方案相比，取消了R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，R30产物R30P中的供 氢烃、氢气的等全部组分一并进入了煤加氢制油反应过程R10的需要位置，比如起始反应空 间、中间反应空间、最后反应空间。
[0229] 本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法所中，热高分气R10P-HS-V 中烃油制备短流程供氢烃制备部分R30的技术方案还有多种，没有在附图中表示，比如：
[0230] ①分批分类注入供氢溶剂SR-DS到煤加氢直接制油反应过程R10的不同位置；将至少一 部分短流程供氢烃SR-DS引入煤加氢直接制油反应过程R10的中间反应区或最后反应区，将 至少一部分高沸点供氢烃引入煤加氢直接制油反应过程R10的中间反应区或最后反应区；
[0231] ②煤加氢直接制油反应过程R10使包含2个或多个反应级，级间使用气液分离步骤，将 至少一部分分离液体引入下一级反应区或循环加氢，将至少一部分分离气引出反应系统而不 进入下一级反应区；每个反应级需要加入新的氢气物料；
[0232] ③煤加氢直接制油反应过程R10，使用急冷物流如急冷氢气和/或急冷油；
[0233] ④热高压分离过程R10P-HS，使用气体氢气，降低热高分油R10P-HS-L中的低沸点组分 含量；
[0234] ⑤高沸点供氢烃烃制备部分R20的高压加氢系统，与短流程供氢烃制备部分R30的高压 加氢系统，部分共用。
具体实施方式
[0235] 以下详细描述本发明。
[0236] 本发明所述的压力，指的是绝对压力。
[0237] 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。
[0238] 本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规
沸点范围。
[0239] 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。
[0240] 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。
[0241] 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。
[0242] 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。
[0243] 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。
[0244] 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。
[0245] 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。
[0246] 本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。
[0247] 本发明所述的
蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。
[0248] 本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。
[0249] 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。
[0250] 本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
[0251] 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。
[0252] 以下详细描述本发明。
[0253] 以下描述煤直接液化过程。
[0254] 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。
[0255] 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。
[0256] 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。
[0257] 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，得到液体和气液混相物流或得到液体和气 体。
[0258] 本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
[0259] 本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法，根 据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下 几种工艺：
[0260] 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；
[0261] ②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法I和II(SRC-I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；
[0262] ③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewIG)和美国的氢煤法(H-Coal) 等都属于这一类；
[0263] ④煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器， 不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不 同的工艺；
[0264] 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；
[0265] 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。
[0266] 煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，无论何种煤临氢直接液化过程， 其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前 此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～450℃、多数为 200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。
因此，无论是何 种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性 油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。
[0267] 专利CN100547055C载明的一种用褐煤制取
液体燃料的热溶催化法属于褐煤中压加氢直 接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接 液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉， 与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。
[0268] 本发明所述煤液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油 品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作 压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键 热裂化、加氢液化的反应过程。
[0269] 本发明所述煤液化油，指的是所述煤液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反 应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。
[0270] 在煤液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤液化反应过程自产的煤液化油(通 常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生 产煤液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量， 比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三 环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。
[0271] 煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢 改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程 外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其 余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油 B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过 程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。
[0272] 以下结合附图详细描述本发明，附图是为了描述本发明而绘制的，但是它不能限定本发 明的应用范围。
[0273] 本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：
[0274] ①反应器壳体；
[0275] ②反应器壳体上的开口(或称为接管)；
[0276] 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；
[0277] ④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；
[0278] 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；
[0279] 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；
[0280] 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。
[0281] 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；
[0282] 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。
[0283] 本发明煤加氢制油反应过程R10，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：
[0284] ①悬浮床加氢反应器；
[0285] 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；
[0286] ③微膨胀床。
[0287] 本发明溶剂油加氢稳定反应过程R20，使用的反应器，工作方式可以选择：
[0288] ①悬浮床加氢反应器；
[0289] 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；
[0290] ③上流式微膨胀床；
[0291] ④上流式固定床；
[0292] ⑤下流式固定床；
[0293] ⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
[0294] 本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床 反应器从而形成
活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内 环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外 循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强 制内循环流的返混流型。
[0295] 以下描述本发明的特征部分。
[0296] 本发明一种煤加氢直接制油反应过程用溶剂油短流程循环方法，其特征在于包含以下步 骤：
[0297] (1)在油煤浆配制过程M10，长流程供氢溶剂LR-DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；
[0298] (2)在煤加氢制油反应过程R10，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的 油煤浆R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤加氢 制油产物R10P；
[0299] (3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高 分油R10P-HS-L；
[0300] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在短流程循环溶剂油加氢改性反应过程 R30，在氢气、短流程循环溶剂油加氢催化剂存在条件下，包含热高分气R10P-HS-V中烃组分 的供氢烃前身物R30F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出 物R30P；
[0301] 包含来自反应流出物R30P中烃组分的高压物流用作短流程循环溶剂油SR-DS，进入煤加 氢制油反应过程R10；
[0302] 包含来自热高分气R10P-HS-V中氢气的高压气体物流用作富氢气物流XH；
[0303] (5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收富氢气体XH得到富氢气体XHV和烃油 XHL；至少一部分富氢气体XHV返回加氢反应过程循环使用；
[0304] (6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、 液化残渣VS；
[0305] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢催化剂存在条件下，供氢烃前身物 R20F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出物R20P；
[0306] 供氢烃前身物R20F，包含至少一部分馏出油ML；
[0307] (8)在热高压分离过程R20P-HS，反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油 R20P-HS-L；
[0308] (9)在分离/分馏部分LR-DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到长流程循环供氢溶剂LR-DS；
[0309] 至少一部分供氢溶剂LR-DS进入油煤浆配制过程M10。
[0310] 本发明的R30-UNIT的第1种流程方式为：
[0311] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为后置在线式加氢改性方法， 热高分气R10P-HS-V直接进入反应过程R30，设置短流程循环溶剂的加氢改性反应过程R30、 R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送泵A-PUMP，包含以下步骤：
[0312] ①在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催 化剂存在条件下，热高分气R10P-HS-V进入反应过程R30转为富含供氢烃的产物R30P，热高 分气R10P-HS-V携带的烃组分发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应；
[0313] ②在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH，至少一部分热高分油R30P-HS-L 经输送泵A-PUMP加压后用作物流SR-DS进入煤加氢制油反应过程R10。
[0314] 本发明的R30-UNIT的第2种流程方式为：
[0315] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为后置在线式加氢改性方法， 热高分气R10P-HS-V在温高压分离过程R10P-HS-V-MS分离得到的温高分油R10P-HS-V-MS-L 进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、制备短 流程循环溶剂的加氢改性反应过程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS、输送泵 A-PUMP，包含以下步骤：
[0316] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L；
[0317] 至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0318] ②在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催 化剂存在条件下，温高分油R10P-HS-V-MS-L进入反应过程R30转化为富含供氢烃的产物R30P， 热高分气R10P-HS-V携带的烃组分发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应；
[0319] ③在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH，至少一部分热高分油R30P-HS-L 经输送泵A-PUMP加压后用作物流SR-DS进入煤加氢制油反应过程R10。
[0320] 本发明的R30-UNIT的第3种流程方式为：
[0321] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为前置在线式加氢改性方法， 设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过 程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0322] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0323] ②在加压过程B-PUMP，温高分油R10P-HS-V-MS-L经泵B-PUMP加压后作为增压物流 R10P-HS-V-MS-L-P进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30；
[0324] ③在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，作为短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F 的增压物流R10P-HS-V-MS-L-P，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生 至少一部分芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P；
[0325] ④在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分油R30P-HS-L用作物流SR-DS。
[0326] 本发明的R30-UNIT的第4种流程方式为：
[0327] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为前置在线式加氢改性方法， 设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过 程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0328] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0329] ②在加压过程B-PUMP，温高分油R10P-HS-V-MS-L经泵B-PUMP加压后作为增压物流 R10P-HS-V-MS-L-P进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30；
[0330] ③在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，作为短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F 的增压物流R10P-HS-V-MS-L-P，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生 至少一部分芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P，至少一部分热高分油 R30P-HS-L用作物流SR-DS。
[0331] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在热高压分离过程 R30P-HS，可以使用气提氢气R30P-HS-BV接触热高压分离过程R30P-HS存在的液体，以气提 其中的低沸点组分，气提气进入热高分气R30P-HS-V中。
[0332] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在热高压分离过程R30P-HS， 热高分油R30P-HS-L主要由常规沸点高于280℃或高于230℃的烃类组成。
[0333] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，热高压分离过程R30P-HS的操 作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。
[0334] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在温高压分离过程 R10P-HS-V-MS，可以使用气提氢气R10P-HS-V-MS-BV接触温高压分离过程R10P-HS-V-MS存在 的液体，以气提其中的低沸点组分，气提气最终可以进入温高分气R10P-HS-V-MS-V中。
[0335] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，在温高压分离过程 R10P-HS-V-MS，温高分油R10P-HS-V-MS-L主要由常规沸点高于250℃或高于200℃的烃类组 成。
[0336] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，温高压分离过程R10P-HS-V-MS 的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。
[0337] 本发明，(1)在油煤浆配制过程M10，长流程供氢溶剂LR-DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；
[0338] 煤浆R10F中煤粉质量浓度：通常大于30％、一般大于40％、宜大于45％。
[0339] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，可以设置预加氢反应段R10-DD；
[0340] 在预加氢反应段R10-DD，富含供氢烃的油煤浆R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂 化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤预加氢产物R10-DD-P，长流程供氢溶剂LR-DS起着 主要的供氢作用。
[0341] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，可以设置预加氢反应段R10-DD；
[0342] 在预加氢反应段R10-DD，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的油煤浆 R10F发生煤的包含溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定的煤液化加氢反应转化为煤预加氢产物 R10-DD-P，长流程供氢溶剂LR-DS起着主要的供氢作用；
[0343] 通常，预加氢反应段R10-DD的氢气标准状态体积与油煤浆的体积比低于300∶1。
[0344] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，设置至少1个中间产物气液分离步骤 R10-MS，及设置至少2个串联操作的液流物料煤加氢制油反应区；
[0345] 至少一部分气液分离步骤R10-MS排出的含液相物料，进入下游的液流物料煤加氢制油反 应区；
[0346] 至少一部分气液分离步骤R10-MS排出的含气相物料，不进入下游的液流物料煤加氢制油 反应区。
[0347] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，以液流物料煤加氢制油反应进程为基准， 分批注入供氢溶剂，即至少使用2个供氢烃物流加入点，且第二供氢烃物流加入点位于第一 供氢烃物流加入点的下游。
[0348] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，以液流物料煤加氢制油反应进程为基准， 分类注入供氢溶剂，即至少使用2个供氢烃物流加入点，且主要由常规沸点较高的烃组成的 第二供氢烃物流加入点位于主要由常规沸点较低的烃组成的第一供氢烃物流加入点的下游。
[0349] 本发明，通常，(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气 R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；
[0350] 在热高压分离过程R10P-HS，可以使用气提氢气R10P-HS-BV接触热高压分离过程R10P-HS 存在的液体，以气提其中的低沸点组分；通常气提气最终进入热高分气R10P-HS-V中。
[0351] 本发明，通常，(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气 R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；
[0352] 热高分气R10P-HS-V，其中的烃类主要由常规沸点低于450℃或低于400℃或低于350℃ 的烃组成。
[0353] 本发明，(5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收热富氢气体XH得到富氢气体XHV 和烃油XHL；至少一部分富氢气体XHV返回加氢反应过程循环使用，富氢气体XHV的氢气体 积浓度：通常大于70％、一般大于80％、宜大于90％。
[0354] 本发明，通常，(5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收热富氢气体XH得到富氢 气体XHV和烃油XHL；至少一部分富氢气体XHV提纯氢气后返回加氢反应过程循环使用。
[0355] 本发明，通常，(6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化 产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于500℃或高于530℃；
[0356] 至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。
[0357] 本发明，通常，(6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化 产物馏分油、液化残渣VS；
[0358] 部分液化残渣VS作为产物VSP，部分液化残渣作为液化残渣循环料VSR循环返回煤加氢 制油反应过程R10，比如经过油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10。
[0359] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物，可以为 1路或2路或多路物料。
[0360] 本发明，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物，为2路 或多路物料时，可以采用混合原料烃的同步加氢方式。
[0361] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，加工的供氢烃前身物为 2个供氢烃前身物，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大时，此时这2路烃物流可以 采用的不同步加氢方式选自下列方法中的1种或几种：
[0362] ①第一供氢烃前身物经过预加氢所得预加氢产物与第二供氢烃前身物混合后一并加氢；
[0363] ②第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并分离；
[0364] ③第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并后再次加氢；
[0365] ④第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物分别加氢后所得产物分别进行热高压分离，每 个热高分油的至少一部分进入煤加氢制油反应过程R10。
[0366] 本发明，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物，可以为1路或2路或多 路物料。
[0367] 本发明，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物，为2路或多路物料时， 可以采用混合原料烃的同步加氢方式。
[0368] 本发明，通常，(7)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物为2个供氢烃前身 物，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大，此时这2路烃物流可以采用的不同步加 氢方式选自下列方法中的1种或几种：
[0369] ①第一供氢烃前身物经过预加氢所得预加氢产物与第二供氢烃前身物混合后一并加氢；
[0370] ②第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并分离；
[0371] ③第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物并联分别加氢后所得产物混合一并后再次加氢；
[0372] ④第一供氢烃前身物、第二供氢烃前身物分别加氢后所得产物分别进行热高压分离，每 个热高分油的至少一部分混合后一并进入分离/分馏部分LR-DSF。
[0373] 本发明，(2)煤加氢制油反应过程R10使用的反应器的操作方式，可以自下列中的1种或 几种的组合：
[0374] ①悬浮床即浆态床；
[0375] ②沸腾床；
[0376] ③微膨胀床。
[0377] 本发明，(4)短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT使用的加氢反应器的操作方式，可 以选自下列中的1种或几种的组合：
[0378] ①悬浮床加氢反应器；
[0379] 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；
[0380] ③上流式微膨胀床；
[0381] ④上流式固定床；
[0382] ⑤下流式固定床；
[0383] ⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
[0384] 本发明，通常，(7)溶剂油加氢反应过程R20使用的反应器的操作方式，可以选自下列中 的1种或几种的组合：
[0385] ①悬浮床加氢反应器；
[0386] 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；
[0387] ③上流式微膨胀床；
[0388] ④上流式固定床；
[0389] ⑤下流式固定床；
[0390] ⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
[0391] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油SR-DS 中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；
[0392] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
[0393] 本发明，一般，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油SR-DS 中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65；
[0394] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。
[0395] 本发明，较佳者，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，短流程循环溶剂油 SR-DS中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～ 0.60；
[0396] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱 和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
[0397] 本发明，通常，(4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，使用的加氢催化剂为 Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa， 气液体积比为300～1000NL/kg；
[0398] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催 化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg。
[0399] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为400～465℃、反应器压力为 6～30MPa，气液体积比为600～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％， 助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～ 50质量％。
[0400] 本发明，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催 化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶ 10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化 铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C 粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
[0401] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，煤加氢直接液化催化剂可以为纳米超细 颗粒水合氧化铁催化剂和/或氧化铁和/或黄铁矿和/或赤铁矿和/或氧化钼和/或硫化钼和/或 钼酸铵和/或硫化镍。
[0402] 本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用新氢和/或循环氢；
[0403] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性反应过程R30，使用新氢和/或循环氢；
[0404] (7)在溶剂油加氢反应过程R20，使用新氢和/或循环氢。
[0405] 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。
[0406] 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 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。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。
[0407] 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。
[0408] 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，或对该循环油进行循环加氢。
[0409] 加氢反应流出物或热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，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。
[0410] 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。
[0411] 本发明，在溶剂油加氢稳定反应过程R20，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。
[0413] 实施例一
[0414] 250吨/时原料煤粉的煤加氢直接液化过程，采用本发明前置溶剂油加氢稳定反应过程 R30与煤加氢制油反应过程R10组合方法，操作条件如下：
[0415] (1)在油煤浆配制过程M10，按照1∶1重量比把长流程供氢溶剂LR-DS、煤粉SF配成油煤 浆R10F，煤浆固体浓度为40～50质量％；
[0416] (2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为410～455℃、反应压力为18～20MPa，气液 体积比为700～800NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的1.5～2质量％，保证反应空间 气相硫化氢体积浓度大于0.15％；
[0417] 在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，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；所述低活性组分为纳米超细颗粒水合 氧化铁催化剂；
[0418] (3)在热高压分离过程R10P-HS，操作温度为410℃、压力为18～20MPa；煤加氢制油产物 R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；
[0419] 在热高压分离过程R10P-HS，使用气提氢气R10P-HS-BV接触热高压分离过程R10P-HS存 在的液体，以气提其中的低沸点组分，气提气最终进入热高分气R10P-HS-V中；
[0420] 热高分气R10P-HS-V，其中的烃类主要由常规沸点低于400℃的烃组成；
[0421] (4)在短流程循环溶剂油加氢改性过程R30-UNIT，流程方式为前置在线式加氢改性方法， 设置温高压分离过程R10P-HS-V-MS、输送泵B-PUMP、制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过 程R30、R30产物R30P的热高压分离过程R30P-HS，包含以下步骤：
[0422] ①在温高压分离过程R10P-HS-V-MS，热高分气R10P-HS-V分离为温高分气 R10P-HS-V-MS-V和温高分油R10P-HS-V-MS-L，至少一部分热高分气R30P-HS-V用作物流XH；
[0423] 温高压分离过程R10P-HS-V-MS的操作温度为180～280℃；
[0424] 温高分油R10P-HS-V-MS-L主要由常规沸点介于250～400℃的烃类组成；
[0425] ②在加压过程B-PUMP，温高分油R10P-HS-V-MS-L经泵B-PUMP加压后作为增压物流 R10P-HS-V-MS-L-P进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30；
[0426] ③在短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程R30，作为短流程供氢溶剂SR-DS的前身物R30F 的增压物流R10P-HS-V-MS-L-P，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生 至少一部分芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物R30P；
[0427] 在溶剂油加氢稳定反应过程R30，反应流出物R30P的常规沸点高于250℃烃类的：部分 饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.45～0.60；在溶剂油加氢稳定反应过程R30，使 用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为340～360℃，加氢压 力为18～20MPa，气液体积比为600～800NL/kg；
[0428] ④在热高压分离过程R30P-HS，产物R30P分离为热高分气R30P-HS-V和热高分油 R30P-HS-L，至少一部分热高分油R30P-HS-L用作物流SR-DS，多点注入煤加氢制油反应过程 R10的不同位置，可以灵活注入到R10的起始反应空间、中间反应空间、末端反应空间；
[0429] 热高压分离过程R30P-HS的操作温度为180～280℃；
[0430] 热高分油R30P-HS-L主要由常规沸点高于250℃的烃类组成；
[0431] 短流程循环供氢溶剂SR-DS的重量流量与长流程供氢溶剂LR-DS的重量流量，按照0.5∶1 控制；
[0432] (5)在后置处理系统R10P-HS-V-AUNIT，分离回收富氢气体XH得到富氢气体XHV和烃油 XHL；至少一部分富氢气体XHV经过氢气提纯过程后返回加氢反应过程(溶剂油加氢稳定反应 过程)循环使用，返回加氢反应过程的氢气体积浓度大于90％；
[0433] (6)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、 主要由常规沸点高于520℃的烃组成的液化残渣VS；
[0434] 50％的液化残渣VS作为产品残液VSP，50％的液化残渣VS作为液化残渣循环料VSR经过 油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10；
[0435] (7)在溶剂油加氢稳定反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢催化剂存在条件下，供氢烃前 身物R20F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出物R20P；
[0436] 在溶剂油加氢稳定反应过程R20，反应流出物R20P的常规沸点高于250℃烃类的：部分 饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.45～0.60；在溶剂油加氢稳定反应过程R20，使 用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为350～370℃，加氢压 力为18～20MPa，气液体积比为500～600NL/kg；
[0437] 供氢烃前身物R20F，包含至少一部分馏出油ML，主要由常规沸点介于330～530℃的烃 类组成；
[0438] (8)在热高压分离过程R20P-HS，操作温度为230℃、压力为18～20MPa；溶剂油加氢反应 产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；
[0439] 热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成；
[0440] (9)在分离/分馏部分LR-DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到长流程循环供氢溶剂LR-DS；
[0441] 至少一部分供氢溶剂LR-DS进入油煤浆配制过程M10。
