一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法
阅读：1046发布：2020-07-21
专利汇可以提供一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 涉及一种利用 煤 生产焦油和 烃 类 燃料 产品的方法，该方法包括 热解 、粗煤气 净化 脱硫 、甲烷化反应、 气化 反应、变换反应、净化处理、硫回收工序、精脱硫处理与合成工序等步骤。本发明的方法将原煤先低温热解后再气化转化，不仅增加了煤化工产品种类，还提高了煤炭原料的利用效率；本发明的方法不仅解决了低阶煤难以湿法气流床气化利用的问题，同时降低气化过程原料消耗，减少 废 水 排放量 ，降低过程 温室 气体 生成量，达到煤炭资源的高效分级分质利用之目的。，下面是一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法专利的具体信息内容。
1.一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法，其特征在于该方法的步骤如下：
A、热解
将预加工研磨的煤粉在温度450～800℃与压力-0.05～0.05MPa的条件下分解35-
80min，得到呈气态的焦油-粗煤气混合产物与呈固态的半焦产物，接着让所述的气态焦油—粗煤气混合产物依次通过除尘、冷却洗涤与油水分离，得到一种焦油产物与一种粗煤气产物；
让一部分粗煤气产物返回作为加热燃料与调节热解气氛，其余部分送至后续的粗煤气净化脱硫处理；
B、粗煤气净化脱硫
将所述粗煤气以空速1000～3000h-1依次通过填装净化剂和脱硫剂的净化器，让步骤A得到的粗煤气产物在60～80℃，0.05～0.1MPa条件下脱除其中含有的微量杂环化合物与含硫化合物，得到以重量计硫含量<0.01ppm、杂环化合物含量<0.02ppm的洁净粗煤气；
C、甲烷化反应
让步骤B得到的洁净粗煤气以空速3000～10000h-1通入装有甲烷化催化剂的反应器，在温度250～600℃与压力2.0～3.0MPa的条件下，使其中的CO与H2以及CO2与H2发生甲烷化反应，得到富含甲烷气体混合物，接着在常规变压条件下分离甲烷，得到浓度为以体积计CH4>
95％的天然气产品以及含有H2、CO和CO2主要组分的混合气；
D、气化反应
让在步骤A得到的焦油产物与高纯氧气、水或水蒸汽在温度1200.0～1400.0℃与压力
1.0～10.0MPa的条件下进行湿法或干法气化反应，得到主要含有CO和H2的粗合成气；
E、变换反应
将步骤D得到的一部分粗合成气以空速1500～3500h-1通入装有变换催化剂的反应器，在温度300～500℃，压力0.8～9.5MPa条件下，让该粗合成气中的CO与水蒸汽发生变换反应，使所述的粗合成气转变成主要含有H2的富氢气体，它然后与余下粗合成气混合，得到一种混合变换气；
F、净化处理
让由步骤E得到的混合变换气与由步骤C得到的混合气混合均匀，然后在为所述混合气体积0.5～2％的吸收剂存在下，在温度-60～0℃与压力0.6～9.0MPa的条件下进行净化处理，除去其中含有的全部CO2与大部分含硫化合物，分别得到净化合成气、高纯度CO2气体以及含硫化合物气体，净化合成气中的CO2低于10ppm，含硫化合物低于0.1ppm；
G、硫回收工序
让由步骤F产生的含硫化合物气体通入硫回收工序，将其中一部分含硫化合物氧化，然-1
后与剩余的含硫化合物气体混合，并以空速250～550h 通过装有硫合成催化剂的反应器，在温度150～450℃与压力0.2～3.5MPa的条件下，气体混合物中的含硫化合物组分间进行化学转化反应，将其中的硫元素转化成单质硫，得到硫磺产品；
H、精脱硫处理
-1
将由步骤F得到的净化合成气以空速1000～3000h 通过填装脱硫剂的净化器中，在温度60～80℃，0.5～8.5MPa的条件下进行脱硫反应，使净化合成气中含硫组分降至以体积计
0.01ppm以下，得到一种纯合成气；
I、合成工序
将步骤H得到的纯合成气以空速800～2500h-1通过装有甲烷化催化剂的反应器，在温度
300～650℃与压力0.3～8.0MPa的条件下进行甲烷化反应，得到一种天然气，或者以空速
350～500h-1通过装有合成油催化剂的反应器，在温度190～300℃与压力2.0～4.0MPa的条件下进行合成反应，得到所述的烃类燃料油产品。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤D中，所述的焦油产物进行湿法气化反应时，步骤A使用的煤粉粒度分布是以重量计500μm以下为100％、125μm以下为50～70％、
75μm以下为40～50％、44μm以下为25～30％，所述的焦油产物进行干法气化反应时，步骤A使用的煤粉粒度分布是以重量计100μm以下为100％。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤A中，所述的粗煤气组成如下：以体积计
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤B中，所述的净化剂选自活性炭、多孔陶瓷、硅胶类或分子筛类多孔吸附物质。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤C与I中，所述的甲烷化催化剂选自Ni基或Fe基甲烷化催化剂。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤E中，所述的变换反应催化剂选自Fe基催化剂、Co-Mo系耐硫变换催化剂或Cu-Zn系催化剂。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤F中，所述吸收剂选自甲醇、聚乙二醇二甲醚或甲基二乙醇胺。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤G中，所述的硫合成催化剂选自Al基催化剂或Ti基催化剂。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤B与H中，所述的脱硫剂选自ZnO、ZnO、FeO或碳酸盐溶液类脱硫剂。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤C中，所述的天然气组成如下：以体积计CH4 95.0～98.5％、CO 0.28～0.95％、H20.17～0.55％、CO2 0.75～1.30％与N2 0.45～1.05％。
一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法
【技术领域】
[0001] 本发明属于煤炭资源加工技术领域。更具体地，本发明涉及一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法。【背景技术】
[0002] 我国富煤、缺油而少气，利用相对较为富足的煤炭资源制取较为缺乏的天然气、燃料油(烃类燃料)是我国基本的能源战略路线，是保障我国社会稳定、国家安全的重要技术保证。利用煤生产烃类燃料产品一般是将煤经过气化后再利用气化所产粗煤气进行再合成的方法，该方法具有技术成熟度高，粗煤气产品单一，后续加工路线灵活的特点，是现有煤化工行业热点关注路线，但随着我国对煤炭产业以及煤炭资源本身认识程度的加深，采用该路线在原料适应性和煤炭的合理利用方面暴露出的问题日益显现。
[0003] 在煤气化技术原料适应性方面，虽然国内较为先进且应用较多的气流床气化技术可以采用粉煤为原料，但该技术在直接利用占我国煤炭资源总储量大多数的低阶煤(褐煤、长焰煤)资源时仍然存在原料处理过程繁琐、能耗高等问题，限制了该类煤种的大规模工业化化工利用。目前国内的气化装置大都选用高阶烟煤甚至无烟煤作为气化原料，而低阶煤(褐煤、长焰煤)大多都被当作劣质资源用于燃烧发电，少部分被用于简单的热解加工提取焦油，其生产过程都存在环境污染和能源利用效率不高的现实问题，影响着煤炭资源特别是上述低阶煤资源的高效合理利用。
[0004] 众所周知，煤通过热解(焦化)可以获得煤焦油产品，该物质是重要的天然化合物宝库，其中所含的好多化合物单体组分是无法通过人工合成的方式获得，因此煤焦油本身具有重要的化学和化工利用价值，应对其保持较高的重视程度。煤焦油来源于煤炭中所含的天然大分子有机物质，但是在类似燃烧过程一样较为剧烈的气化过程中，煤中大分子物质很少或者根本无法实现其长链的断裂及逸出活动，绝大部分或者完全转化为CO和H2，造成煤炭中大分子物质的利用价值极少甚至根本得不到合理体现，浪费了煤炭中这一宝贵资源，在整体上降低了煤炭资源的利用效率，在煤炭利用特别是含挥发分较高的低阶煤高效利用方面，进行煤炭的分级分质利用被认为是目前最为合理的煤炭利用方式。【发明内容】
[0005] [要解决的技术问题]
[0006] 本发明的目的在于提出一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法。
[0007] [技术方案]
[0008] 本发明针对目前煤制烃类燃料(天然气、燃料油)产品传统常规方式的不足，采用将粉煤外热式移动床热解技术与高效、清洁的气流床气化技术相结合的方式，利用目前占开采总原煤质量70％以上的末煤(粒度≤10mm)，尤其是低阶末煤(长焰煤、褐煤)为原料实现焦油和烃类燃料的生产。该方法先将粉煤通过热解工序提取焦油产品，再分别对热解工序副产物粗煤气和半焦加工利用以制取烃类燃料产品。其中，粗煤气副产物依次经脱硫净化工序、甲烷化工序和甲烷分离工序生产高纯度甲烷产品；半焦副产物依次经气化工序、变换工序、净化工序、精脱硫工序、硫回收工序、合成工序生产高纯度甲烷产品或燃料油品。本发明既实现了煤中大分子物质的合理转化收集，又达到改变原料煤表面性质和单位热值的效果，兼顾了煤炭在利用过程中的环境保护问题，真正实现了煤炭资源的分级分质利用，特别适合以煤炭尤其是低阶煤炭为原料的多联产利用场合。
[0009] 本发明是通过下述技术方案实现的：
[0010] 本发明涉及一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法。
[0011] 该方法的步骤如下：
[0012] A、热解
[0013] 将预加工研磨的煤粉在温度450～800℃与压力-0.05～0.05MPa的条件下分解35-80min，得到呈气态的焦油-粗煤气混合产物与呈固态的半焦产物，接着让所述的气态焦油—粗煤气混合产物依次通过除尘、冷却洗涤与油水分离，得到一种焦油产物与一种粗煤气产物；
[0014] 让一部分粗煤气产物返回作为加热燃料与调节热解气氛，其余部分送至后续的粗煤气净化脱硫处理；
[0015] B、粗煤气净化脱硫
[0016] 将所述粗煤气以空速1000～3000h-1依次通过填装净化剂和脱硫剂的净化器，让步骤A得到的粗煤气产物在60～80℃，0.05～0.1MPa条件下脱除其中含有的微量杂环化合物与含硫化合物，得到以重量计硫含量<0.01ppm、杂环化合物含量<0.02ppm的洁净粗煤气；
[0017] C、甲烷化反应
[0018] 让步骤B得到的洁净粗煤气以空速3000～10000h-1通入装有甲烷化催化剂的反应器，在温度250～600℃与压力2.0～3.0MPa的条件下，使其中的CO与H2以及CO2与H2发生甲烷化反应，得到富含甲烷气体混合物，接着在常规变压条件下分离甲烷，得到浓度为以体积计CH4>95％的天然气产品以及含有H2、CO和CO2主要组分的混合气；
[0019] D、气化反应
[0021] E、变换反应
[0022] 将步骤D得到的一部分粗合成气以空速1500～3500h-1通入装有变换催化剂的反应器，在温度300～500℃，压力0.8～9.5MPa条件下，让该粗合成气中的CO与水蒸汽发生变换反应，使所述的粗合成气转变成主要含有H2的富氢气体，它然后与余下粗合成气混合，得到一种混合变换气；
[0023] F、净化处理
[0024] 让由步骤E得到的混合变换气与由步骤C得到的混合气混合均匀，然后在为所述混合气体积0.5～2％的吸收剂存在下，在温度-60～0℃与压力0.6～9.0MPa的条件下进行净化处理，除去其中含有的全部CO2与大部分含硫化合物，分别得到净化合成气、高纯度CO2气体以及含硫化合物气体，净化合成气中的CO2低于10ppm，含硫化合物低于0.1ppm；
[0025] G、硫回收工序
[0026] 让由步骤F产生的含硫化合物气体通入硫回收工序，将其中一部分含硫化合物氧化，然后与剩余的含硫化合物气体混合，并以空速250～550h-1通过装有硫合成催化剂的反应器，在温度150～450℃与压力0.2～3.5MPa的条件下，气体混合物中的含硫化合物组分间进行化学转化反应，将其中的硫元素转化成单质硫，得到硫磺产品；
[0027] H、精脱硫处理
[0028] 将由步骤F得到的净化合成气以空速1000～3000h-1通过填装脱硫剂的净化器中，在温度60～80℃，0.5～8.5MPa的条件下进行脱硫反应，使净化合成气中含硫组分降至以体积计0.01ppm以下，得到一种纯合成气；
[0029] I、合成工序
[0030] 将步骤H得到的纯合成气以空速800～2500h-1通过装有甲烷化催化剂的反应器，在温度300～650℃与压力0.3～8.0MPa的条件下进行甲烷化反应，得到一种天然气，或者以空速350～500h-1通过装有合成油催化剂的反应器，在温度190～300℃与压力2.0～4.0MPa的条件下进行合成反应，得到所述的烃类燃料油产品。
[0031] 根据本发明的一种优选实施方式，在步骤D中，所述的焦油产物进行湿法气化反应时，步骤A使用的煤粉粒度分布是以重量计500μm以下为100％、125μm以下为50～70％、75μm以下为40～50％、44μm以下为25～30％，所述的焦油产物进行干法气化反应时，步骤A使用的煤粉粒度分布是以重量计100μm以下为100％。
[0032] 根据本发明的另一种优选实施方式，在步骤A中，所述的粗煤气组成如下：以体积计
[0033]
[0035] 根据本发明的另一种优选实施方式，在步骤C与I中，所述的甲烷化催化剂选自Ni基或Fe基甲烷化催化剂。
[0036] 根据本发明的另一种优选实施方式，在步骤E中，所述的变换反应催化剂选自Fe基催化剂、Co-Mo系耐硫变换催化剂或Cu-Zn系催化剂。
[0037] 根据本发明的另一种优选实施方式，在步骤F中，所述吸收剂选自甲醇、聚乙二醇二甲醚(NHD)或甲基二乙醇胺(MDEA)。
[0038] 根据本发明的另一种优选实施方式，在步骤G中，所述的硫合成催化剂选自Al基催化剂、或Ti基催化剂。
[0040] 根据本发明的另一种优选实施方式，所述的天然气组成如下：以体积计CH495.0～98.5％、CO 0.28～0.95％、H20.17～0.55％、CO20.75～1.30％与N20.45～1.05％。
[0041] 下面将更详细地描述本发明。
[0042] 本发明涉及一种利用煤生产焦油和烃类燃料产品的方法。
[0043] 该方法的步骤如下：
[0044] A、热解
[0045] 将预加工研磨的煤粉在温度450～800℃与压力-0.05～0.05MPa的条件下分解35-80min，得到呈气态的焦油-粗煤气混合产物与呈固态的半焦产物，接着让所述的气态焦油—粗煤气混合产物依次通过除尘、冷却洗涤与油水分离，得到一种焦油产物与一种粗煤气产物；
[0046] 让一部分粗煤气产物返回作为加热燃料与调节热解气氛，其余部分送至后续的粗煤气净化脱硫处理。
[0047] 原料煤通过破碎研磨至一定的粒度，对于气化工序为湿法气流床气化的流程，该粒度分布为以重量计100％小于500μm，50～70％小于125μm，40～50％小于75μm，25～30％小于44μm；对于气化工序为干法气流床气化的流程，该粒度为以重量计100％小于100μm，粒度分布呈破碎自由分布，然后将研磨的煤粉连续输送至热解工序，在温度450～800℃与压力-0.05～0.05MPa的条件下分解35-80min，得到呈气态的焦油-粗煤气混合产物与呈固态的半焦产物。原料煤通过热解工序加工处理发生热解转化，得到的焦油-粗煤气混合产物为惰性气(N2+CO2)体积含量≤11％、有效气(CO+H2+CH4+CnHm)体积含量≥85％的高热值气态粗煤气产物与温度350℃以下馏分质量产率≥50％的轻质低温焦油液态产物的混合物；得到的半焦产物为干基弹筒发热量≥26000MJ的固态产物半焦产物。接着让所述的气态焦油-粗煤气混合产物依次通过除尘、冷却洗涤与油水分离，得到一种焦油产物与一种粗煤气产物。所述的除尘、冷却洗涤与油水分离都是本技术领域里的常规技术，使用的设备也是目前市场上销售的产品。
[0048] 在这个步骤中，采用本技术领域里的常规分析技术测定确定，这个步骤得到的粗煤气组成如下：以体积计
[0049]
[0050]
[0051] 让一部分粗煤气产物返回作为加热燃料与调节热解气氛，其余部分送至后续的粗煤气净化脱硫处理，例如让一部分粗煤气产物返回至如CN 201310520157描述的外热式热解反应器作为加热燃料与调节热解气氛。其余部分粗煤气产物送至粗煤气净化脱硫工序。
[0052] B、粗煤气净化脱硫
[0053] 将所述粗煤气以空速1000～3000h-1依次通过填装净化剂和脱硫剂的净化器，让步骤A得到的粗煤气产物在60～80℃，0.05～0.1MPa条件下脱除其中含有的微量杂环化合物与含硫化合物，得到以重量计硫含量<0.01ppm、杂环化合物含量<0.02ppm的洁净粗煤气；
[0054] 由热解工序送的粗煤气进入本领域技术人员熟知的串联式粗煤气净化脱硫工序，在此，粗煤气中的微量萘等杂环化合物组分、少量含硫组分在活性炭吸附净化剂和如西北化工研究院以商品名氧化锌脱硫剂销售的净化剂的存在下被依次脱除，得到洁净的粗煤气(硫含量<0.01ppm、杂环化合物含量<0.02ppm)排出粗煤气净化脱硫工序。
[0055] 除活性炭外，所述的净化剂还可以选自多孔陶瓷、硅胶类或分子筛类多孔吸附物质。本发明使用的活性炭、多孔陶瓷、硅胶类或分子筛类吸附物质都是目前市场上销售的产品。
[0056] 除ZnO脱硫剂外，所述的脱硫剂还可以是FeO或碳酸盐溶液类脱硫剂。本发明使用的活性炭、多孔陶瓷、硅胶类或分子筛类吸附物质都是目前市场上销售的产品。
[0057] C、甲烷化反应
[0058] 让步骤B得到的洁净粗煤气以空速3000～10000h-1通入装有甲烷化催化剂的反应器，在温度250～600℃与压力2.0～3.0MPa的条件下，使其中的CO与H2以及CO2与H2发生甲烷化反应，得到富含甲烷气体混合物，接着在常规变压条件(PSA)下分离甲烷，得到浓度为以体积计CH4>95％的天然气产品以及含有H2、CO和CO2主要组分的混合气；
[0059] 在这个步骤以及随后的步骤中，本发明使用的甲烷化催化剂是Ni基或Fe基甲烷化催化剂。本发明使用的这些甲烷化催化剂都是目前市场上销售的产品。
[0060] 例如，CN 201010600076或CN 201110267177等公开了一种粗煤气甲烷化工艺。在它们所公开的甲烷化催化剂存在条件下，让粗煤气中的CO与H2以及CO2与H2发生甲烷化反应，其中CO、H2和CO2被大量转化为CH4，得到以体积计CH4含量≥85％、含有少量CO、H2、N2和CO2组分的富甲烷气体混合物。
[0061] 在本发明中，将所述的富甲烷气体混合物在常规变压条件(PSA)下进行甲烷分离，分离其中的甲烷组分，得到浓度为以体积计CH4>95％的天然气产品，同时得到以H2、CO和CO2主要组分混合气。
[0062] 在本发明中，所述的常规变压条件(PSA)是在混合气体分离领域里的普通技术人员所熟知的变压吸附(PSA)分离条件。
[0063] D、气化反应
[0064] 让在步骤A得到的焦油产物与高纯氧气、水或水蒸汽在温度1200.0～1400.0℃与压力1.0～10.0MPa的条件下进行湿法或干法气化反应，得到主要含有CO和H2的粗合成气。
[0065] 所述的粗合成气经后续洗涤及除尘净化处理，将含尘量降至1mg/m3以下后送到后续工序进行处理。所述焦油产物中未反应的碳元素以及其它无机物杂质经固化后形成残渣排出。
[0066] 例如，该气化反应可以按照CN 200410073361、CN 200510111484等公开的湿法气流床气化法进行，也可以按照CN 200510080334、CN200510053511等公开的干法气流床气化法进行。本发明使用高纯度氧气是由外设的空分装置提供。优选地，如果这个气化步骤选择湿法气流床气化法时，原料制浆用水可以使用热解工序粗煤气洗涤步骤产生的外排废水。如果这个气化步骤选择干法气流床气化技术时，热解步骤得到的焦油产物在高温情况下可直接送往气化步骤作为原料使用。
[0067] E、变换反应
[0068] 将步骤D得到的一部分粗合成气以空速1500～3500h-1通入装有变换催化剂的反应器，在温度300～500℃，压力0.8～9.5MPa条件下，让该粗合成气中的CO与水蒸汽发生变换反应，使所述的粗合成气转变成主要含有H2的富氢气体，它然后与余下粗合成气混合，得到一种混合变换气；
[0069] 在这个步骤中，所使用的变换反应催化剂选自Fe基催化剂、Co-Mo系耐硫变换催化剂或Cu-Zn系催化剂。本发明使用的Fe基催化剂、Co-Mo系耐硫变换催化剂或Cu-Zn系催化剂都是目前市场上销售的产品。
[0070] 例如，将粗合成气中的CO与水蒸汽组分发生化学反应，将此部分粗合成气转变成为以H2为主的富氢气体，另一部分粗合成气则走旁路。来自变换反应步骤的富氢气体与旁路粗合成气混合，形成变换气送出变换步骤。该步骤可以通过控制通入变换反应器的粗合成气与旁路粗合成气之间的体积比，调节所产变换气中H2/CO摩尔比，进而达到后续合成步骤对进入其内部精制合成气中H2/CO摩尔比的要求。本发明使用的变换反应设备是国内氮肥生产装置常见的耐硫变换生产设备。
[0071] F、净化处理
[0072] 让由步骤E得到的混合变换气与由步骤C得到的混合气混合均匀，然后在为所述混合气体积0.5～2％的吸收剂存在下，在温度-60～0℃与压力0.6～9.0MPa的条件下进行净化处理，除去其中含有的全部CO2与大部分含硫化合物，分别得到净化合成气、高纯度CO2气体以及含硫化合物气体，净化合成气中的CO2低于10ppm，含硫化合物低于0.1ppm。
[0073] 在这个步骤中，所述吸收剂选自甲醇、聚乙二醇二甲醚(NHD)或甲基二乙醇胺(MDEA)，它们都是目前市场上销售的产品。
[0074] 上述两种气体在净化步骤中混合并脱除其中所含的几乎全部CO2组分及大部分含硫化合物(H2S、COS)组分，脱除杂质后所得到的净化合成气由净化处理步骤排出。该步骤脱除的CO2和含硫化合物气体混合物经分离，分别获得高纯度CO2气体和含硫化合物气体，该高纯度CO2气体(CO2体积分数≥97％)可作为产品利用，应用于诸如油田开采、材料焊接、食品制造等多个领域。
[0075] G、硫回收工序
[0076] 让由步骤F产生的含硫化合物气体通入硫回收工序，将其中一部分含硫化合物氧化，然后与剩余的含硫化合物气体混合，并以空速250～550h-1通过装有硫合成催化剂的反应器，在温度150～450℃与压力0.2～3.5MPa的条件下，气体混合物中的含硫化合物组分间进行化学转化反应，将其中的硫元素转化成单质硫，得到硫磺产品。
[0077] 在这个步骤中，所述的硫合成催化剂选自Al基催化剂或Ti基催化剂，它们都是目前市场上销售的产品。
[0078] 在这个步骤，由步骤F产生的含硫化合物气体在硫合成催化剂存在下经过化学转化反应，将其中的硫元素转化成单质硫，得到硫磺产品。
[0079] H、精脱硫处理
[0080] 将由步骤F得到的净化合成气以空速1000～3000h-1通过填装脱硫剂的净化器中，在温度60～80℃，0.5～8.5MPa的条件下进行脱硫反应，使净化合成气中含硫组分降至以体积计0.01ppm以下，得到一种纯合成气。
[0081] 在这个步骤中使用的脱硫剂如前面步骤B所使用的脱硫剂相同，在此不再赘述。
[0082] 由步骤F得到的净化合成气送至本领域技术人员所熟知的多塔串联式精脱硫设备，在如西北化工研究院生产的氧化锌脱硫剂等同类型脱硫剂存在条件下，间净化合成气中的含硫组分被进一步脱除，使气体中含硫气体组分降至0.01ppm以下，得到纯净的精制合成气。
[0083] I、合成工序
[0084] 将步骤H得到的纯合成气以空速800～2500h-1通过装有甲烷化催化剂的反应器，在温度300～650℃与压力0.3～8.0MPa的条件下进行甲烷化反应，得到一种天然气，采用天然气产品常规分析方法分析确定，所述天然气产品组成如下：以体积计CH495.0～98.5％、CO 0.28～0.95％、H20.17～0.55％、CO20.75～1.30％与N20.45～1.05％。所述的甲烷化催化剂例如是西南化工研究院生产的CNJ-5型甲烷化催化剂
[0085] 或者以空速350～500h-1通过装有合成油催化剂的反应器，在温度190～300℃与压力2.0～4.0MPa的条件下进行合成反应，得到所述的烃类燃料油产品。所述的合成油催化剂例如是中科合成油股份有限公司以商品名合成油催化剂出售的合成油专用催化剂。
[0086] 至此，本发明提出的利用煤炭高效制取焦油和烃类燃料产品的工艺方法实现了原料煤炭的高效转变，达到了同时生产焦油和烃类燃料产品的目的。
[0087] 【有益效果】
[0088] 与现有或常规技术相比，本发明利用煤制取焦油和烃类燃料产品的方法具有如下有利效果：
[0089] 1、与煤直接气化将煤中大分子物质完全分解转化为低分子量气态物质不同，本发明采取将原煤先低温热解后气化转化的利用方式，将原煤中所含天然大分子物质以焦油产品形式回收利用，不仅增加了煤化工过程产品种类，为社会生产提供宝贵原材料，同时提高了煤炭原料的利用效率，真正实现了煤炭的分质利用。
[0090] 2、本发明中煤炭原料尤其是低阶煤碳原料热解处理后所得到的半焦，与原煤相比具有更好的成浆性能和更高的单位质量热值，相对于常规湿法气流床气化只能利用高阶烟煤作为气化原料的现状，本发明中所采取的方法不仅解决了低阶煤难以湿法气流床气化利用的问题，同时因原料热值的提高，气化过程原料消耗也相对降低。
[0091] 3、在本发明中，原料煤的磨制工作在原煤进入热解工序前完成，在后续气化利用过程中，半焦无需再进一步研磨即可达到气化原料粒度要求，即后续气化工序无须设置研磨设施。原料煤磨制可采用简单干磨方式，相对于常规气流床气化所采用的湿法磨制或高温干磨+惰气保护方式，可有效降低磨机规格，简化研磨流程，进而大幅降低研磨能耗水平。
[0092] 4、根据本发明，若气化工序选择湿法气流床气化技术时，原料制浆用水可以使用热解工序粗煤气洗涤工段产生的外排废水，减少甚至消除单一热解处理时的废水排放量；在采用干法气流床气化工艺时，可将出热解工序的高温半焦直接送往气化工序反应器，充分利用半焦原料显热，降低气化反应原料消耗。
[0093] 5、本发明中热解工序采用外热式热解工艺，相对于内热式热解方式，粗煤气中杂质成分含量低，便于后续粗煤气的加工和利用。将甲烷分离工序得到的分离混合气混入变换合成气的做法，既有效利用了该部分含能气体，同时又较好利用了其中含有较高氢气含量的特点，可一定程度上减小变换工序规模，降低过程温室气体生成量。【附图说明】
[0094] 图1是本发明利用煤生产焦油和烃类燃料产品方法的工艺流程图。【具体实施方式】
[0095] 实施例1：本发明利用煤生产焦油和烃类燃料产品
[0096] 该实施例的实施步骤如下：
[0097] 具体实施步骤见附图1。
[0098] 以陕北地区某长焰煤为原料，采用GB212—91和GB476—91规定的方法进行分析，该煤质分析结果列于表1。
[0099] 将该原料煤研磨至粒度分布为以重量计100％小于500μm，其中55％小于125μm，40％小于75μm，26％小于44μm的粉末，并按照5000kg/h的加料量通过进料装置输送至热解工序，在温度450℃与绝对压力0.05MPa的条件下进行热解反应80min。所得的热解产物经热解工序内部的除尘、洗涤、电捕净化以及沉降分离等工段处理后，分别得到以质量流量计为
512kg/h、含水率为以重量计5.5％的焦油，以质量流量计为2904kg/h并经冷却处理至温度
60℃的半焦产物，以及以体积流量计为1387m3/h(干基，后同)的粗煤气产物，其中作为加热燃料燃烧与调节热解气氛使用的热解粗煤气为815m3/h。
512kg/h、含水率为以重量计5.5％的焦油，以质量流量计为2904kg/h并经冷却处理至温度
60℃的半焦产物，以及以体积流量计为1387m3/h(干基，后同)的粗煤气产物，其中作为加热燃料燃烧与调节热解气氛使用的热解粗煤气为815m3/h。
[0100] 表1：原料煤与半焦分析结果，以重量％表示
[0101]
[0102] 将由上步得到的粗煤气以空速3000h-1送至粗煤气净化脱硫工序，在净化剂和脱硫剂的存在下，该气体中的萘及含硫组分被脱除，得到体积流量为553m3/h的洁净粗煤气排出。
[0103] 将洁净粗煤气以空速10000h-1引入甲烷化工序中，在温度250℃、压力3.0MPa与甲烷化催化剂存在下，洁净粗煤气中相关组分发生甲烷化反应，生成以甲烷为主的富甲烷气体混合物，该气体混合物以347m3/h的体积流量排出至甲烷分离工序。
[0104] 甲烷分离工序将甲烷化工序产生的富甲烷气体混合物在变压条件(PSA)下进行分离处理，分别得到以体积流量计为262m3/h、体积组成为CH495.40％、CO 1.08％、H20.46％、CO21.68％、N21.38％的代用天然气产品1和体积流量为85m3/h的分离混合气。
[0105] 由热解工序产生的2904kg/h冷却热解半焦(组成见表1)保持650℃不经冷却直接送至气化工序。在气化工序中，与由外界引入的1653kg/h新鲜水或其他工艺废水在添加剂的存在下直接混合搅拌成质量含量为62％的焦-水浆。在温度1400℃与压力10.0MPa条件下，将此焦-水浆与外界空分装置产生的2380m3/h氧气进行气化反应，然后在气化工序内部3
洗涤及净化工段的处理下最终得到以体积流量计为6092m/h的粗合成气。
洗涤及净化工段的处理下最终得到以体积流量计为6092m/h的粗合成气。
[0106] 控制由气化工序产生的粗合成气，将其中部分(流量为3655m3/h)送入变换工序反应器中在温度300℃，压力9.5MPa条件下进行变换反应，其余部分(流量为2437m3/h)粗合成气则不经变换反应而直接与由变换反应器排出的变换气混合，得到体积流量为7947m3/h的变换气。
[0107] 将上述变换气与甲烷分离工序产生的分离混合气混合共计8032m3/h全部送入净化工序，在为所述混合气体积2.0％的甲醇吸收剂存在下，在温度-60℃与压力0.6MPa的条件下进行净化处理，将其中的含硫组分气体和CO2气体分别以4.45m3/h和2975m3/h的流量分离出来，得到较为纯净的净合成气并以5053m3/h的体积流量送出净化工序。
[0108] 将净化工序分离出的含硫组分气体送至硫回收工序，将其中一部分含硫化合物氧化，然后与剩余的含硫化合物气体混合，并以空速550h-1通过装有硫合成催化剂的反应器，在温度150℃与压力3.5MPa的条件下进行硫回收处理，气体中的硫元素以单质硫的形式捕集并回收，得到以质量产量计为6.35kg/h的副产物硫磺。
[0109] 将净化工序产生的净合成气以空速3000h-1通过填装脱硫剂的净化器中，在温度80℃与压力0.5MPa的条件下进行精脱硫处理，得到体积流量为5049m3/h的精制合成气送至合成工序。
[0110] 将精脱硫工序产生的精制合成气全部送入合成工序中，以空速800h-1通过装有甲烷化催化剂的反应器，在温度480℃与压力4.6MPa的条件下进行甲烷化反应，得到一种天然气代用天然气产品2，其组成为以体积计CH496.10％、CO 0.83％、H20.96％、CO21.06％、N21.05％，体积流量为1367m3/h。
[0111] 实施例2：本发明利用煤生产焦油和烃类燃料产品
[0112] 该实施例的实施步骤与实施例相同，只是一些技术参数不同。
[0113] 以实施例1中使用的原煤为原料，将其研磨至100％小于100μm、粒度分布呈破碎自由分布的粉末，并按照20t/h的加料量通过进料装置输送至热解工序，在温度800℃与绝对压力-0.05MPa的条件下进行热解反应35min。最终分别得到以质量流量计为2135kg/h、含水率为以重量计5％的焦油，以质量流量计为13350kg/h的半焦产物以及以体积流量计为4396m3/h的粗煤气产物，其中作为加热燃料燃烧使用的热解粗煤气为2480m3/h。
[0114] 将由上步得到的粗煤气以空速1000h-1送至粗煤气净化脱硫工序，在净化剂和脱硫剂的存在下，该气体中的萘及含硫组分被脱除，得到体积流量为1876m3/h的洁净粗煤气排出。
[0115] 将上述洁净粗煤气以空速3000h-1引入甲烷化工序中，在温度600℃、压力2.0MPa和甲烷化催化剂的存在条件下，洁净粗煤气发生甲烷化反应，生成富甲烷气体混合物，该气体混合物以1181m3/h的体积流量排出至甲烷分离工序。
[0116] 甲烷分离工序将甲烷化工序产生的富甲烷气体混合物在变压条件(PSA)下进行分3
离处理，分别得到以体积流量计为923m/h、体积组成为CH495.79％、CO 1.05％、H20.61％、CO21.18％、N21.37％的代用天然气产品2和体积流量为254m3/h的分离混合气。
离处理，分别得到以体积流量计为923m/h、体积组成为CH495.79％、CO 1.05％、H20.61％、CO21.18％、N21.37％的代用天然气产品2和体积流量为254m3/h的分离混合气。
[0117] 由热解工序产生的13350kg/h热解半焦保持650℃不经冷却直接送至气化工序。在气化工序中，在温度1200℃与压力1.0MPa的条件下与外界空分装置产生的7810m3/h氧气以3
及外供蒸汽10500m /h共同进行气化反应，然后在气化工序内部洗涤及净化工段的处理下最终得到27830m3/h的粗合成气。
及外供蒸汽10500m /h共同进行气化反应，然后在气化工序内部洗涤及净化工段的处理下最终得到27830m3/h的粗合成气。
[0118] 控制由气化工序产生的粗合成气，将其中部分(14168m3/h)送入变换工序反应器中在温度500℃，压力0.8MPa条件下进行变换反应，其余部分(流量为13662m3/h)粗合成气则不经变换反应而直接与出变换反应器的变换气混合，得到体积流量为36890m3/h的变换气。
[0119] 将上述变换气与甲烷分离工序产生的分离混和气混合共计37149m3/h全部送入净化工序，在为所述混合气体积1.0％的甲醇吸收剂存在下，在温度-0℃与压力9.0MPa的条件下进行净化处理，将其中的含硫组分和CO2气体分别以16.58m3/h和10984m3/h的流量分离出来，脱出杂质的净合成气以26148m3/h的体积流量送出净化工序。
[0120] 将净化工序分离出的含硫组分气体送至硫回收工序，将其中一部分含硫化合物氧化，然后与剩余的含硫化合物气体混合，并以空速250h-1通过装有硫合成催化剂的反应器，在温度450℃与压力0.2MPa的条件下进行硫回收处理，得到以质量产量计为23kg/h的副产物硫磺。
[0121] 将净化工序产生的净合成气以空速1000h-1通过填装脱硫剂的净化器中，在温度60℃与压力8.5MPa的条件下进行精脱硫处理，得到体积流量为26140m3/h的精制合成气送至合成工序。
[0122] 将精脱硫工序产生的精制合成气全部送入合成工序中，在合成油催化剂存在条件下，精制合成气中的H2及CO组分在温度260℃与压力3.0MPa的条件下进行合成发生反应，最终得到以总质量流量计为12500kg/h的烃类燃料产品。
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