一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法
阅读：1022发布：2020-09-28
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1.一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制备油煤浆，在煤油共炼反应器中裂解，对裂解产物分离得到热高分油O1，对热高分油O1进行减压分馏得到含固残油，将含固残油进行固液分离得到残油；将劣质重油与残油混合在沸腾床反应器中加氢裂化，对裂化产物分离得到热高分油O2，对热高分油O2进行减压分馏，在分馏塔侧线采出减压蜡油，将减压蜡油作为供氢溶剂油循环进入油煤浆的制备；
所述方法包括以下步骤：
S1、将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制成油煤浆；
S2、油煤浆与氢气混合预热后，进入煤油共炼反应器进行临氢热裂解反应；
S3、煤油共炼反应器中的反应产物，经热高压分离器分离，得到热高分气G1和热高分油O1；
S4、步骤S3中的热高分油O1进入减压蒸馏系统进行分馏，分离出轻质油、中质油、含固残油；
S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；
S6、劣质重油和步骤S5中的残油一起进入沸腾床系统进行加氢；
S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
S10、步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2一起送入固定床加氢系统，制备油品；
步骤S6包括：
S601、对劣质重油的康氏残炭值、甲苯不溶物含量进行检测；
S602、将劣质重油与步骤S5中的残油混合，对混合物进行预处理；
S603、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≤14％；是，则进行步骤S605；否，则进行步骤S604；
S604、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≥25％；是，则进行步骤S606；否，则进行步骤S607；
S605、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统仅使用一台沸腾床；
S606、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统至少使用三台沸腾床；
S607、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统使用两台沸腾床。
2.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，所述煤粉包括泥煤、烟煤、褐煤中的至少一种；
所述劣质重油包括稠原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆、脱沥青油、减粘重油、焦化重油、页岩油、油砂沥青油中的至少一种；
其中，所述劣质重油的固含量≥10g/L，康氏残炭值为10wt％～25wt％，甲苯不溶物含量为1wt％～5wt％。
3.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，在所述方法中，步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置；
步骤S5中的半焦为洁净煤，能够直接出售，也能够进入制氢单元，经气化、水煤气变换、气体净化生产出氢气，供步骤S2中的煤油共炼反应器、步骤S6中的沸腾床系统、步骤S10中的固定床加氢系统使用。
4.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，在步骤S6中，劣质重油进入沸腾床反应器之前，对劣质重油进行预处理。
5.如权利要求4所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，所述预处理是通过离心装置(8)对劣质重油进行固体残渣的脱除，将劣质重油中大于40μm的固体脱除。
6.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，所述沸腾床系统至少包括三台串联的沸腾床；
第一沸腾床(91)与离心装置(8)通过出料管(7)连接，第一沸腾床(91)的上部设置有第一下料管(911)和第一串联管(912)，第一下料管(911)和第一串联管(912)上均设置有物料阀门，第一下料管(911)与主料管(10)连接，第一串联管(912)与第二沸腾床(92)连接；
第二沸腾床(92)的上部设置有第二下料管(921)和第二串联管(922)，第二下料管(921)和第二串联管(922)上均设置有物料阀门，第二下料管(921)与主料管(10)连接，第二串联管(922)与第三沸腾床(93)连接；
第三沸腾床(93)的上部设置有第三下料管(931)，第三下料管(931)上设置有物料阀门，第三下料管(931)与主料管(10)连接；
主料管(10)与步骤S7中的热高压分离器连接，用于将经过沸腾床加氢的物料输送至热高压分离器中进行分离。
7.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，在步骤S1中，所述催化剂为Ni-Co-Mo基水溶性催化剂或Ni-Co-Mo基油溶性催化剂；所述煤粉与供氢溶剂油的质量配比为1:1～1:3。
8.如权利要求1所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，其特征在于，在步骤S2中，所述煤油共炼反应器为悬浮床反应器或浆态床反应器；煤油共炼反应器的反应温度为380～470℃、反应压力为6～20MPa、体积空速0.5～2h-1、氢油体积比为600:1～
1500:1；
在步骤S6中，所述沸腾床反应器的加氢反应条件为：反应压力8～20MPa、反应温度340～420℃、体积空速0.5～2.0h-1、氢油比400:1～1000:1。
一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，属于石油化工和煤化工技术领域，更属于清洁煤利用技术领域。
背景技术
[0002] 煤直接液化和煤、油共炼技术是半焦技术的两个重要领域。煤直接液化工艺是将粉煤与循环溶剂混合，在一定的温度、压力条件下与氢气反应，使煤的有机质直接转化为液化油；再通过脱硫、脱氮，进一步改善液化油质量，使产品能在一般炼油厂中加工生产出运输燃料和化工产品。煤直接液化的优点是油收率高，热效率高；主要缺点是加氢工艺的操作条件较苛刻。而煤、油共炼技术是在煤直接液化技术的基础上发展起来的一种煤与重油共同加工的技术，该技术具有同时完成重油改质和煤液化两个过程的特点，是有效利用煤和劣质重油的重要手段。
[0003] 与煤直接液化技术相比，煤、油共炼技术具有如下优势：可以充分利用反应器的有效容积，提高生产装置的处理能力以及该工艺过程的生产效率；同时煤与重油之间的协同效应，使得煤油共炼的生成油更易加工成为合格的汽油、柴油等油品；渣油中的氢元素比煤的氢元素含量高，在煤、油共炼过程中，氢耗降低，氢利用率大幅度提高，能有效减少能耗和设备投资；重油中的微量金属元素(如铁、镍等)可作为加氢活性组分，促进了加氢反应的进行，有效的提高了油品的质量。
[0004] 煤、油共炼是在高温、高压的条件下，在煤的薄弱交联键处发生断裂，形成大小不等的煤自由基碎片，煤自由基碎片在供氢溶剂和氢氛围中接受氢，或发生煤分子内氢重排转移，并进行一系列平行顺序的氢解、裂解和自稳定化反应，生成分子量较低的产物。在煤、油共炼过程中，煤与重油并不完全各自独立反应，而有很强的交互作用。重油既是反应物，在进行加氢裂化反应的同时，又作为煤液化的溶剂，影响着煤的转化过程。如果所用重油具有良好的供氢能力，煤与重油有良好的协同效应，煤、油共炼制油技术在一定程度上优于常规煤直接液化技术；但是如果所用重油不具有良好的供氢能力，不仅不能提高油产率，还会降低油产率，甚至导致结焦现象的发生，造成反应器堵塞，加剧催化剂的失活情况，从而影响实际生产过程中的装置生产周期，不利于生产能耗及生产成本的降低。
[0005] 因此，在煤、油共炼技术中，如何对重油进行有效地处理，制取出合适的油组分作为供氢溶剂是煤油共炼新技术开发的重点之一。现有技术中，主要通过热裂化来降低重质油的粘度，将重质油中的稠环芳烃加氢成部分饱和的供氢溶剂。
[0006] CN104178197A公开的煤焦油与煤共反应制备液体燃料的方法，包括如下步骤：(1)将煤粉、煤焦油、加氢催化剂混合得到油煤浆；(2)将上述油煤浆预热至350～410℃后，依次进行一级加氢和二级加氢反应；(3)经二级加氢反应后的产物进行一级气液分离，得到气相物质和液相物质，所述气相物质再经二级气液分离得到氢气和轻质油；所述至少一部分液相物质经减压蒸馏得到重油和液化残渣；(4)将所述步骤(3)中的所述重油和所述轻质油混合后再经加氢反应，制备得到液体燃料。该方法采用煤焦油和悬浮床加氢反应后生成的部分重质油作为煤油共炼反应的供氢溶剂。中低温煤焦油原料本身就是以短侧链稠环芳烃为主的烃类结构组成，经过一次热裂化后，饱和烃侧链基本断裂，生成油是更短和更少侧链的稠环芳烃混合物，将这样结构的生成油循环回悬浮床反应器，部分油还不止一次循环回悬浮床反应器进行反应，只会更大比例发生缩合反应生成结焦或维持分子结构不变，从而降低油品产率，结焦的产生容易造成煤油共炼反应器的堵塞。
[0007] CN106433775A公开的一种煤焦油共炼方法及其装置，其中，共炼方法包括将重质油、未加氢循环溶剂以及第一催化剂混合，制成油浆，得到的油浆在浆态床或鼓泡床反应器中进行加氢裂解反应，反应产物分离，得到第一轻质馏分油和第一重质馏分油；将第一重质馏分油、煤粉、第二催化剂混合，制成油煤浆，在浆态床反应器中进行第二次加氢裂解反应，将反应产物进行分离，得到第二轻质馏分油、第二重质馏分油和残渣；第二重质馏分油作为未加氢循环溶剂，用于油浆的制备；将第一轻质馏分油与第二轻质馏分油在固定床反应器中进行第三加氢提质，反应产物分离，得到液体燃料。该法将经过浆态床反应器加氢裂化反应后未加氢的重质油后续又送入浆态床或鼓泡床反应器进行加氢裂化，其目的是把重质油中的大分子沥青尽可能多的裂化成小分子轻质油产品，但是这种裂化反应发生的比例较小，热裂化温度较高，重质油容易出现结焦现象，使总体油收率降低。
[0008] CN104087339A公开了一种杂油、煤和煤焦油加氢共炼的方法，该方法先对煤焦油原料进行蒸馏处理，分为≤320℃的轻质馏分和＞320℃的重质馏分油；将得到的重质馏分油与煤、杂油和催化剂混合制成油煤浆后进入浆态床反应器，在反应温度400～455℃、反应压力8～19MPa和氢油体积比为800～1200的条件下反应，反应产物进行分离，分离得到的减压油和≤320℃轻质馏分进入固定床进行加氢精制，最终分馏得到汽油、柴油和350～500℃的重质油；该重质油作为循环供氢溶剂再循环回油煤浆制备单元。后续加工轻质油和减压油的加氢改制单元采用本领域内熟知的固定床加氢工艺，当原料中含有高金属、高沥青质或高胶质时，装置会存在催化剂失活快、易结焦、床层压力升降快、装置运行周期短、原料适应范围窄等弊端。
[0009] CN107987861A公开了一种高芳烃油加氢过程和煤加氢直接液化过程的组合方法，将高芳烃油如煤焦油AF分馏为蒸馏油AFD和渣油AFV，蒸馏油AFD经加氢精制反应过程AHR转化为富含供氢烃组分的物流ASH，物流ASH与煤粉ACF配制油煤浆进入煤加氢直接液化过程BHR，AFV可进入HBR联合加工；最好与煤粉BCF、煤粉BCF的煤加氢直接液化过程所得循环供氢溶剂BFKSH联合操作。该方法中对高芳烃油采用分馏处理得到的组分，尤其是渣油组分，均作为循环供氢溶剂进入煤加氢直接液化过程，并在系统中进行循环使用，这不仅不利于确保循环供氢溶剂的供氢能力，还会发生缩合反应造成结焦，加剧催化剂的失活，不利于提高油品产率，甚至造成反应器堵塞。
发明内容
[0010] 有鉴于此，本发明旨在提出一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，以解决现有的煤油共炼技术中存在的油品产率较低以及装置易结焦的问题。
[0011] 为达到上述目的，本发明的技术方案是这样实现的：
[0012] 一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制备油煤浆，在煤油共炼反应器中裂解，对裂解产物分离得到热高分油O1，对热高分油O1进行减压分馏得到含固残油，将含固残油进行固液分离得到残油；将劣质重油与残油混合在沸腾床反应器中加氢裂化，对裂化产物分离得到热高分油O2，对热高分油O2进行减压分馏，在分馏塔侧线采出减压蜡油，将减压蜡油作为供氢溶剂油循环进入油煤浆的制备。
[0015] 其中，所述劣质重油的固含量≥10g/L，康氏残炭值为10wt％～25wt％，甲苯不溶物含量为1wt％～5wt％。
[0016] 进一步的，所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，包括以下步骤：
[0017] S1、将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制成油煤浆；
[0018] S2、油煤浆与氢气混合预热后，进入煤油共炼反应器进行临氢热裂解反应；
[0019] S3、煤油共炼反应器中的反应产物，经热高压分离器分离，得到热高分气G1和热高分油O1；
[0020] S4、步骤S3中的热高分油O1进入减压蒸馏系统进行分馏，分离出轻质油、中质油、含固残油；
[0021] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；
[0022] S6、劣质重油和步骤S5中的残油一起进入沸腾床系统进行加氢；
[0023] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0024] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0025] S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0026] S10、步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2一起送入固定床加氢系统，制备油品。
[0027] 进一步的，在所述方法中，步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置；
[0028] 步骤S5中的半焦为洁净煤，能够直接出售，也能够进入制氢单元，经气化、水煤气变换、气体净化生产出氢气，供步骤S2中的煤油共炼反应器、步骤S6中的沸腾床系统、步骤S10中的固定床加氢系统使用。
[0029] 进一步的，在步骤S6中，劣质重油进入沸腾床反应器之前，对劣质重油进行预处理。
[0030] 进一步的，所述预处理是通过离心装置8对劣质重油进行固体残渣的脱除，将劣质重油中大于40μm的固体脱除。
[0031] 进一步的，所述沸腾床系统至少包括三台串联的沸腾床；
[0032] 第一沸腾床91与离心装置8通过出料管7连接，第一沸腾床91的上部设置有第一下料管911和第一串联管912，第一下料管911和第一串联管912上均设置有物料阀门，第一下料管911与主料管10连接，第一串联管912与第二沸腾床92连接；
[0033] 第二沸腾床92的上部设置有第二下料管921和第二串联管922，第二下料管921和第二串联管922上均设置有物料阀门，第二下料管921与主料管10连接，第二串联管922与第三沸腾床93连接；
[0034] 第三沸腾床93的上部设置有第三下料管931，第三下料管931上设置有物料阀门，第三下料管931与主料管10连接；
[0035] 主料管10与步骤S7中的热高压分离器连接，用于将经过沸腾床加氢的物料输送至热高压分离器中进行分离。
[0036] 进一步的，步骤S6包括：
[0037] S601、对劣质重油的康氏残炭值、甲苯不溶物含量进行检测；
[0038] S602、将劣质重油与步骤S5中的残油混合，对混合物进行预处理；
[0039] S603、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≤14％；是，则进行步骤S605；否，则进行步骤S604；
[0040] S604、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≥25％；是，则进行步骤S606；否，则进行步骤S607；
[0041] S605、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统仅使用一台沸腾床；
[0042] S606、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统至少使用三台沸腾床；
[0043] S607、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统使用两台沸腾床。
[0044] 进一步的，在步骤S1中，所述催化剂为Ni-Co-Mo基水溶性催化剂或Ni-Co-Mo基油溶性催化剂；所述煤粉与供氢溶剂油的质量配比为1:1～1:3。
[0045] 进一步的，在步骤S2中，所述煤油共炼反应器为悬浮床反应器或浆态床反应器；煤油共炼反应器的反应温度为380～470℃、反应压力为6～20MPa、体积空速0.5～2h-1、氢油体积比为600:1～1500:1；
[0046] 在步骤S6中，所述沸腾床反应器的加氢反应条件为：反应压力8～20MPa、反应温度340～420℃、体积空速0.5～2.0h-1、氢油比400:1～1000:1。
[0047] 相对于现有技术，本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法具有以下优势：
[0048] 本发明对煤、劣质重油的油煤共炼过程中产生的各个组分，采用相对应的处理方法进行后续的加工处理或循环处理，制得油品及化工品，对煤炭资源、劣质重油进行充分开发及利用；另外，整个工艺中将悬浮床加氢裂化、沸腾床加氢裂化、固定床加氢、催化裂化制烯烃、芳烃装置进行有机结合，构成一个完整的油煤共炼系统，充分发挥了各个装置及工段的优点，而且最大程度地利用悬浮床反应器的加氢裂化能力，对劣质重油进行有效处理，并将下游分馏塔侧线采出的减压蜡油作为供氢溶剂油进入油煤浆的制备，充分利用煤的芳香烃类和重油的石蜡类之间的协同效应，不仅能提高煤转化率及油品产率，而且有利于缓解系统中反应器的结焦问题，延缓催化剂的失活，有利于延长系统中各装置的运转周期，降低生产成本；此外，本发明通过设置离心装置对劣质重油进行预处理，能够有效地控制进入沸腾床反应器时劣质重油的固含量，减缓下游反应器的结焦情况，有利于提高煤转化率及油品产率，延长系统中各装置的的运转周期。附图说明
[0049] 构成本发明的一部分的附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
[0050] 图1为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法的工艺流程示意图；
[0051] 图2为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中离心装置的结构示意图；
[0052] 图3为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中离心装置的正视图；
[0053] 图4为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中离心装置的离心结构的示意图；
[0054] 图5为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中离心装置的运行状态图；
[0055] 图6为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中离心装置的离心状态图；
[0056] 图7为本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法中沸腾床系统的结构示意图。
[0057] 附图标记说明：
[0058] 壳体1，外桶2，离心结构3，内桶31，中桶32，通孔33，固体颗粒4，离合装置5，第一轴51，第二轴52，进料管6，出料管7，离心装置8，第一沸腾床91，第一下料管911，第一串联管
912，第二沸腾床92，第二下料管921，第二串联管922，第三沸腾床93，第三下料管931，主料管10。
912，第二沸腾床92，第二下料管921，第二串联管922，第三沸腾床93，第三下料管931，主料管10。
具体实施方式
[0059] 下面结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案作进一步描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
[0060] 本发明针对劣质重油与煤共炼技术，提出一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制备油煤浆，在煤油共炼反应器中裂解，对裂解产物分离得到热高分油O1，对热高分油O1进行减压分馏得到含固残油，将含固残油进行固液分离得到残油；将劣质重油与残油混合在沸腾床反应器中加氢裂化，对裂化产物分离得到热高分油O2，对热高分油O2进行减压分馏，在分馏塔侧线采出减压蜡油，将减压蜡油作为供氢溶剂油循环进入油煤浆的制备。
[0061] 由于劣质重油的芳烃含量较大，重组分较多，本方法最大程度地利用悬浮床反应器的加氢裂化能力，对劣质重油进行处理，并将下游分馏塔侧线采出的加压蜡油作为供氢溶剂油进入油煤浆的制备，充分利用煤的芳香烃类和重油的石蜡类之间的协同效应，不仅能提高煤转化率及油品产率，而且有利于缓解系统中反应器的结焦问题，延缓催化剂失活；因此，在整个油煤共炼工艺中，在安全、清洁利用煤炭资源的同时，能最大程度地将劣质重油“吃干榨尽”，又能有效延长系统中各装置的运转周期，降低生产成本。
[0062] 具体的，如附图1所示，所述方法包括以下步骤：
[0063] S1、将煤粉、供氢溶剂油和催化剂混合制成油煤浆；
[0064] S2、油煤浆与氢气混合预热后，进入煤油共炼反应器进行临氢热裂解反应；
[0065] S3、煤油共炼反应器中的反应产物，经热高压分离器分离，得到热高分气G1和热高分油O1；
[0066] S4、步骤S3中的热高分油O1进入减压蒸馏系统进行分馏，分离出轻质油、中质油、含固残油；
[0067] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；
[0068] S6、劣质重油和步骤S5中的残油一起进入沸腾床系统进行加氢；
[0069] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0070] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0071] S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0072] S10、步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2一起送入固定床加氢系统，制备油品；所述油品包括汽油、柴油等。
[0073] 其中，步骤S2中的煤油共炼反应器为悬浮床反应器或浆态床反应器；
[0074] 步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置；
[0075] 步骤S5中的半焦为洁净煤，能够直接出售，也能够进入制氢单元，经气化、水煤气变换、气体净化生产出氢气，供步骤S2中的煤油共炼反应器、步骤S6中的沸腾床系统、步骤S10中的固定床加氢系统使用。
[0076] 此外，对于所述方法中各项操作条件具体为：
[0077] 在步骤S1中，所述催化剂为Ni-Co-Mo基水溶性催化剂或Ni-Co-Mo基油溶性催化剂；所述煤粉与供氢溶剂油的质量配比为1:1～1:3；
[0078] 在步骤S2中，煤油共炼反应器的反应温度为380～470℃、反应压力为6～20MPa、体积空速0.5～2h-1、氢油体积比为600:1～1500:1；优选地，反应温度为400～455℃、反应压力为6～10MPa、体积空速0.8～1.2h-1、氢油体积比为800:1～1200:1。
[0079] 在步骤S4中，所述的减压系统塔底含固残油的切割馏程为420～550℃，优选460～520℃。
[0080] 在步骤S6中，沸腾床反应器中使用的加氢催化剂为非贵金属的条形或微球型催化剂，优选Ni-Mo基微球型催化剂；所述沸腾床反应器的加氢反应条件为：反应压力8～20MPa、-1反应温度340～420℃、体积空速0.5～2.0h 、氢油比400:1～1000:1。
[0081] 在步骤S7中，热高压分离器直接和沸腾床系统相连，沸腾床反应产物出来直接进入热高压分离器进行闪蒸分离，得到热高分气和热高分油。
[0082] 在步骤S8中，所述减压分馏塔的重质油切割馏程为350～520℃，优选切割温度为360～480℃。
[0083] 在步骤S9中，将步骤S8中分馏塔侧线采出的减压蜡油作为供氢溶剂油，循环回步骤S1进行油煤浆的制备，所述减压蜡油中有一定量的芳烃类及环烷烃类组分，具有较好的供氢能力，能够确保煤的液化效果；此外，减压蜡油中胶质含量、沥青质含量，以及杂质含量均较低，在制备油煤浆的后续处理过程，能够有效降低后续装置结焦的发生，延缓催化剂的失活，有利于延长系统中各装置的运转周期。
[0084] 相应的，本发明还提出另一种复合油组分作为供氢溶剂油，具体为将分馏塔侧线采出的减压蜡油与分馏塔塔底采出的部分沸腾床加氢尾油，进行混合制得复合油组分，作为供氢溶剂油循环回步骤S1中进行油煤浆制备；其中，由于沸腾床加氢尾油中含量较多的芳烃类及环烷烃类组分，将减压蜡油与沸腾床加氢尾油复配作为供氢溶剂油，能够进一步提高复合油组分的供氢能力，有利于提高煤的液化效果；但沸腾床加氢尾油的重组分含量、杂质含量较高，为了避免对后续装置结焦的影响，在最大程度上不影响系统中各装置运转周期的前提下，所述复合油组分中，加压蜡油与沸腾床加氢尾油的体积比为15:1-30:1。
[0085] 在步骤S10中，所述的固定床加氢系统采用固定床加氢精制、加氢裂化装置联用，或只采用固定床加氢精制装置。
[0086] 本发明对煤、劣质重油的油煤共炼过程中产生的各个组分，采用相对应的处理方法进行后续的加工处理或循环处理，制得油品及化工品，对煤炭资源、劣质重油进行充分开发及利用；另外，整个工艺中将悬浮床加氢裂化、沸腾床加氢裂化、固定床加氢、催化裂化制烯烃、芳烃装置进行有机结合，构成一个完整的油煤共炼系统，充分发挥了各个装置及工段的优点，而且最大程度地利用悬浮床反应器的加氢裂化能力，对劣质重油进行有效处理，并将下游分馏塔侧线采出的减压蜡油作为供氢溶剂油进入油煤浆的制备，充分利用煤的芳香烃类和重油的石蜡类之间的协同效应，不仅能提高煤转化率及油品产率，而且有利于缓解系统中反应器的结焦问题，延缓催化剂的失活，有利于延长系统中各装置的运转周期，降低生产成本。
[0087] 在本发明中，步骤S1中的煤粉为煤化程度较低的煤，包括泥煤、烟煤、褐煤中的至少一种；
[0088] 步骤S6中的劣质重油包括稠原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆、脱沥青油、减粘重油、焦化重油、页岩油、油砂沥青油中的至少一种；其中，所述劣质重油的康氏残炭值为10wt％～25wt％，固含量≥10g/L，甲苯不溶物含量为1wt％～5wt％。需要说明的是，本发明中的方法能够有效地对上述参数指标的劣质重油进行处理，但并不局限于上述参数指标的劣质重油。
[0089] 另外在步骤S6中，为了提高煤转化率及油品产率，延缓系统中各反应器结焦及催化剂失活，所述劣质重油进入沸腾床系统之前，对劣质重油进行预处理；
[0090] 其中所述预处理过程至少包括对劣质重油进行固体残渣的脱除，在重油中往往含有一定的固体杂质，包括金属颗粒、砂石、催化剂碎粒等等，其颗粒直径为1-1000μm不等，其中大于40μm的固体颗粒，不仅容易吸附在催化剂表面，降低催化剂活性，导致催化剂失活，而且在重油的输送及加工处理过程中，加快了管路及相关设备的磨损，甚至会导致管路及设备的损坏。因此，在本发明中，劣质重油进入沸腾床反应器之前，通过离心装置对劣质重油进行固体残渣的脱除，将劣质重油中大于40μm的固体脱除。
[0091] 为了提高对劣质重油中固体杂质的脱除效率，本发明对离心装置进行了相应的改进，如附图2-6所示：
[0092] 所述离心装置包括壳体1、外桶2、离心结构3及离合装置5，壳体1具有空腔结构，外桶2被设置在壳体1的空腔中，外桶2与壳体1连接，所述外桶2的内部具有闭合的空腔结构，用于容纳经过离心后的重油组分；离合装置5为减速离合器，所述离合装置5与壳体1连接，离心结构3被配置在外桶2内部，离心结构3与所述离合装置5的连接，离心结构3在离合装置5的带动下进行转动，用于对劣质重油进行离心分离。
[0093] 其中，离合装置5为常规的减速离合器，包括第一轴51、第二轴52、电机转子、齿轮组、离合机构等，第二轴52为中空结构，第一轴51设置在所述中空结构中，第二轴52与电机转子连接，电机转子通过齿轮组与第一轴51连接，离合机构与齿轮组连接，通过离合控制来调控第一轴51、第二轴52之间的相对转动情况，使得第一轴51与第二轴52之间能够进行同向同速转动，或同向差速转动，或互为反向转动；鉴于其均为减速离合器的现有技术，在此不进行赘述。
[0094] 对于离心结构3，包括中桶32、内桶31，所述中桶32、内桶31均为两端封闭的圆桶结构，用于容纳未经过离心分离的劣质重油；
[0095] 所述中桶32被配置在外桶2内部，所述中桶32的侧壁上设置有通孔33，所述通孔33的孔径小于或等于40μm，中桶32与离合装置5的第二轴52连接，中桶32在第二轴52的带动下进行转动；所述内桶31被配置在中桶32内部，内桶31的侧壁上设置有孔径大于1000μm的孔结构，内桶31与离合装置5的第一轴51连接，内桶31在第一轴51的带动下进行转动；其中，第一轴51、第二轴52、中桶32、内桶31均为同轴心设置。作为优选，中桶32与内桶31之间每进行3分钟同向同速转动后，进行1分钟同向差速转动。相应的外桶2作为固定桶，不进行转动，第二轴52穿过外桶2与中桶32连接，为了提高外桶2与第二轴52之间的密封性，第二轴52与外桶2之间通过轴承密封件进行连接。
[0096] 如附图5-6所示，所述离心装置的运行过程为，将劣质重油投入到内桶31中，随着离合装置5的启动，内桶31、中桶32进行转动，劣质重油以及其中的固体物质随之转动如图5所示，随着内桶31、中桶32的进一步转动，离心作用越来越大，固体物质几乎全部进入到内桶31与中桶32之间，且粒径大于40μm的颗粒停留在内桶31与中桶32之间，重油通过离心进入到中桶32与外桶2之间如图6所示，从而实现对劣质重油中的固体物质进行离心分离。
[0097] 作为本发明的优选方案，考虑到固体物质在内桶31、中桶32中的累积情况，所述中桶32与离合装置5的第二轴52之间以能够拆卸的方式连接，内桶31与离合装置5的第一轴51之间以能够拆卸的方式连接，使得在实际生产使用过程中，能够采用多个中桶32或内桶31，根据需要进行替换及清理工作。
[0098] 另外，作为优选，为了提高劣质重油离心分离处理工段的连续操作性，所述离心装置还包括进料管6、出料管7，所述进料管6、中桶32、内桶31、第一轴51、第二轴52均为同轴心设置，进料管6分别与外桶2、中桶32、内桶31连接，即进料管6自外部依次延伸进外桶2内部、中桶32内部、内桶31内部，且进料管6的投料端设置在内桶31内部；
[0099] 作为优选，进料管6与外桶2之间进行密封连接，或进料管6与外桶2之间一体成型；进料管6与中桶32之间、进料管6与内桶31之间，均通过轴承密封件进行连接；所述出料管7与外桶2连接，且出料管7与外桶2的内部空腔结构连通。通过设置进料管6、出料管7，使得离心装置能够进行连续进料-连续出料的连续式离心操作，无需对劣质重油进行间歇式离心操作，这无疑提高了离心分离效率，减轻了生产劳动强度，有利于降低生产成本。
[0100] 相应的，由于步骤S5中对含固残油同样需要进行固液分离操作，作为本发明的优选方案，在步骤S5中也采用上述离心装置对含固残油进行离心分离，具体的，在步骤S5-步骤S6的实际操作过程中，可以采用方案a：含固残油使用离心装置分离出残油，劣质重油使用另一台离心装置分离出重油，然后残油与重油混合进入沸腾床反应器；也可以采用方案b：在步骤S5中，劣质重油直接与含固残油混合，在离心装置中进行离心分离，将分离后的油品投入沸腾床反应器；也可以采用方案c：含固残油使用离心装置分离出残油后，将劣质重油与残油混合，对混合物使用离心装置进行离心分离，将分离后的油品投入沸腾床反应器；其中，方案c作为步骤S5-步骤S6实际操作过程中的优选方案。
[0101] 通过设置离心装置对劣质重油进行预处理，能够有效地控制进入沸腾床反应器时劣质重油的固含量，减缓下游反应器的结焦情况，有利于提高煤转化率及油品产率，延长装置的运转周期；而对于步骤S6中的沸腾床系统而言，在进行加氢反应时催化剂为流动状态，通过外或内循环泵实现催化剂流动，催化剂采用压差法实现在线卸出和添加。其中，沸腾床系统包括至少一台沸腾床反应器，优选为，沸腾床系统包括多台串联的沸腾床反应器，具体如附图7所示，所述沸腾床系统至少包括三台串联的沸腾床，其中第一沸腾床91与离心装置8通过出料管7连接，第一沸腾床91的上部设置有第一下料管911和第一串联管912，第一下料管911和第一串联管912上均设置有物料阀门，第一下料管911与主料管10连接，第一串联管912与第二沸腾床92连接；第二沸腾床92的上部设置有第二下料管921和第二串联管922，第二下料管921和第二串联管922上均设置有物料阀门，第二下料管921与主料管10连接，第二串联管922与第三沸腾床93连接；后续沸腾床结构及连接关系，与第一沸腾床91、第二沸腾床92均相同，直至最后一台沸腾床；由于篇幅限制，在附图7中，第三沸腾床93即可视为最后一台沸腾床，第三沸腾床93的上部设置有第三下料管931，第三下料管931上设置有物料阀门，第三下料管931与主料管10连接；其中，主料管10与步骤S7中的热高压分离器连接，用于将经过沸腾床加氢的物料输送至热高压分离器中进行分离。
[0102] 其中，在沸腾床加氢过程中，若只需要一台沸腾床，则关闭第一串联管912的阀门，开启第一下料管911的阀门即可；若需要两台沸腾床，则关闭第一下料管911、第二串联管922的阀门，开启第一串联管912、第二下料管921的阀门即可；后续以此类推，若需要所有沸腾床全部使用，则仅开启最后一台沸腾床的下料管(在附图7中，可视为第三下料管931)，即仅开启第三下料管931的阀门，其余的下料管的阀门均关闭，且所有串联管的阀门均开启。
[0103] 而在本发明中，为了在确保沸腾床加氢效果的同时，最大程度延长设备运转周期、降低能耗，发明人着重研究了劣质重油中的相关指标与沸腾床运行情况的关系，以下通过实验例对相关内容进行详细描述：
[0104] 首先应说明的是，下述实验例中的数据是由发明人通过大量实验获得，限于篇幅，在说明书中只展示其中的一部分，且本领域普通技术人员可以在此数据下理解并实施本发明，其余数据均具有与下述实验结论相同的趋势并可得出相同的结论，后文不再赘述。
[0105] 实验例1
[0106] 在本发明的实验过程中，发明人发现劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量及二者之间的关系，对沸腾床运行情况以及加氢效果起到了较大的影响，不仅影响油品产率，而且极大地影响装置的运转周期，尤其是在较长运转时间后，对最终油品产率的影响。
[0107] 具体实验过程如下：
[0108] 表1煤粉的性质参数
[0109]灰分％，Ad 6.51
元素分析，％
Cdaf 75.18
Hdaf 5.22
Ndaf 0.98
Sdaf 0.47
Odaf 18.15
元素分析，％
Cdaf 75.18
Hdaf 5.22
Ndaf 0.98
Sdaf 0.47
Odaf 18.15
[0110] 取康氏残炭值与甲苯不溶物含量各不相同的劣质重油并分组，均采用本发明中油煤共炼的方法，其中煤粉为烟煤，性质参数如表1所示，其余相关操作参数均取中间值；同时在对劣质重油进行离心分离的基础上，分别采用沸腾床不同的运行情况，对初期油品产率以及装置运转90天后的油品产率进行检测。
[0111] 由表2的结果可知，劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≤14％时，沸腾床系统使用一台沸腾床；劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和大于14％且小于25％时，沸腾床系统使用两台沸腾床；劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≥
25％时，沸腾床系统至少使用三台沸腾床。
25％时，沸腾床系统至少使用三台沸腾床。
[0112] 表2各组中的初期油品产率，以及装置运转90天后的油品产率情况
[0113]
[0114]
[0115] 其中，所述油品产率＝整个工艺中生成汽油、柴油馏分质量、沸腾床加氢尾油质量之和/(劣质重油质量+干燥无灰基煤粉质量+干燥无灰基催化剂载体质量)×100％，所述催化剂载体质量均指采用煤粉为载体的催化剂。
[0116] 此外，根据实验例1中的相关实验，本发明的研究人员对本发明所述的一种用于劣质重油、煤共炼生产油品和化工品的方法，也进行了进一步的技术改进，具体是对步骤S6进行的技术改进；
[0117] 具体的，所述步骤S6包括：
[0118] S601、对劣质重油的康氏残炭值、甲苯不溶物含量进行检测；
[0119] 其中，按照GB 268-1987《石油产品残炭测定法(康氏法)》对康氏残炭值进行检测、GB/T 2292-1997《焦化产品甲苯不溶物含量的测定》对甲苯不溶物含量指标进行检测；
[0120] 此外，步骤S601中还可以对劣质重油中的固含量进行检测，具体可以使用市售的油品固含量检测仪对固含量指标进行检测。
[0121] S602、将劣质重油与步骤S5中的残油混合，对混合物进行预处理；
[0122] 其中，作为本发明的优选方案，是将劣质重油与步骤S5中的残油混合，对混合物进行预处理；
[0123] 同时，作为本发明的另一种实施方案，可以只对劣质重油进行预处理，然后将预处理后的劣质重油与步骤S5中的残油混合，投入沸腾床系统进行加氢；
[0124] 另外，所述预处理是通过离心装置8对劣质重油进行固体残渣的脱除。
[0125] S603、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≤14％；是，则进行步骤S605；否，则进行步骤S604；
[0126] S604、判断是否劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≥25％；是，则进行步骤S606；否，则进行步骤S607；
[0127] S605、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统仅使用一台沸腾床；
[0128] 其中，通过对劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量进行综合分析判断，在劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≤14％时，沸腾床系统仅开启一台沸腾床；
[0129] 作为优选，将第一沸腾床91投入使用即可，第二沸腾床92、第三沸腾床93均关闭，且关闭第一串联管912的阀门，开启第一下料管911的阀门。
[0130] S606、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统至少使用三台沸腾床；
[0131] 其中，在劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和≥25％时，沸腾床系统使用至少三台沸腾床；作为优选，将沸腾床系统中的第一沸腾床91、第二沸腾床92、第三沸腾床93均投入使用，同时开启第三下料管931的阀门，其余下料管的阀门均关闭，且所有串联管的阀门均开启。
[0132] S607、经预处理后的混合物投入沸腾床系统进行加氢，其中，沸腾床系统使用两台沸腾床。
[0133] 其中，在劣质重油中康氏残炭值与甲苯不溶物含量之和大于14％且小于25％时，沸腾床系统使用两台沸腾床，且为相邻的两台沸腾床；作为优选，将沸腾床系统中的第一沸腾床91、第二沸腾床92投入使用，关闭第三沸腾床，且关闭第一下料管911、第二串联管922的阀门，开启第一串联管912、第二下料管921的阀门。
[0134] 以下结合实施例对本发明的具体实施方式作进一步的描述，并不因此将本发明限制在所述的实施例范围内。
[0135] 实施例1
[0136] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基油溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按1:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的7.5％；煤粉的性质如表1所示；
[0137] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度380℃、反应压力20MPa、体积空速0.5h-1、氢油体积比1500：1的条件下进行加氢反应；
[0138] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为390℃；
[0139] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度420℃、塔顶残压40mmHg；
[0140] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0141] S6、劣质重油经过离心分离的预处理后，与步骤S5中的残油混合进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为10g/L，康氏残炭值为25wt％，甲苯不溶物含量为5wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力8MPa、反应温度420℃、体积空速2h-1、氢油比400：1；
[0142] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0143] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0144] S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0145] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0146] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0147] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0148] S13、将步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0149] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0150] 实施例2
[0151] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基油溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按1:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的7.5％；煤粉的性质如表1所示；
[0152] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度380℃、反应压力20MPa、体积空速0.5h-1、氢油体积比1500：1的条件下进行加氢反应；
[0153] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为390℃；
[0154] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度420℃、塔顶残压40mmHg；
[0155] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0156] S6、劣质重油经过离心分离的预处理后，与步骤S5中的残油混合进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为20g/L，康氏残炭值为10wt％，甲苯不溶物含量为3wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力8MPa、-1
反应温度420℃、体积空速2h 、氢油比400：1；
反应温度420℃、体积空速2h 、氢油比400：1；
[0157] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0158] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0159] S9、将步骤S8中的减压蜡油、沸腾床加氢尾油按照体积比15:1进行混合，并循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0160] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0161] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0162] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0163] S13、将步骤S8中其余的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0164] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0165] 实施例3
[0166] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基水溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按2:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的15％；煤粉的性质如表1所示；
[0167] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度470℃、反应压力6MPa、体积空速2h-1、氢油体积比600：1的条件下进行加氢反应；
[0168] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为385℃；
[0169] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度550℃、塔顶残压30mmHg；
[0170] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0171] S6、劣质重油与步骤S5中的残油混合，共同经过离心分离的预处理后，进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为25g/L，康氏残炭值为20wt％，甲苯不溶物含量为1wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力-1
20MPa、反应温度340℃、体积空速0.5h 、氢油比1000：1；
20MPa、反应温度340℃、体积空速0.5h 、氢油比1000：1；
[0172] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0173] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0174] S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0175] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0176] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0177] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0178] S13、将步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0179] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0180] 实施例4
[0181] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基水溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按2.5:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的10％；煤粉的性质如表1所示；
[0182] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度400℃、反应压力8MPa、体积空速1h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢反应；
[0183] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为385℃；
[0184] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度450℃、塔顶残压30mmHg；
[0185] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0186] S6、劣质重油经过离心分离的预处理后，与步骤S5中的残油混合进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为25g/L，康氏残炭值为20wt％，甲苯不溶物含量为5wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力
16MPa、反应温度388℃、体积空速1h-1、氢油比600：1；
16MPa、反应温度388℃、体积空速1h-1、氢油比600：1；
[0187] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0188] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0189] S9、步骤S8中的减压蜡油、沸腾床加氢尾油按照体积比30:1进行混合，并循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0190] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0191] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0192] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0193] S13、将步骤S8中其余的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0194] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0195] 实施例5
[0196] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基油溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按3:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的15％；煤粉的性质如表1所示；
[0197] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度420℃、反应压力12MPa、体积空速1.5h-1、氢油体积比1200：1的条件下进行加氢反应；
[0198] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为385℃；
[0199] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度500℃、塔顶残压30mmHg；
[0200] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0201] S6、劣质重油经过离心分离的预处理后，与步骤S5中的残油混合进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为25g/L，康氏残炭值为20wt％，甲苯不溶物含量为5wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力
15MPa、反应温度360℃、体积空速1.2h-1、氢油比800：1；
15MPa、反应温度360℃、体积空速1.2h-1、氢油比800：1；
[0202] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0203] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0204] S9、步骤S8中的减压蜡油、沸腾床加氢尾油按照体积比24:1进行混合，并循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0205] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0206] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0207] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0208] S13、将步骤S8中其余的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0209] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0210] 实施例6
[0211] S1、将供氢溶剂油、100目以下的煤粉和Ni-Co-Mo基油溶性催化剂混合配制成油煤浆，供氢溶剂油和煤粉按3:1的比例进行混合，催化剂的添加量为煤粉质量的15％；煤粉的性质如表1所示；
[0212] S2、将步骤S1中的油煤浆与氢气混合，经预热器预热后，进入悬浮床反应器，在反应温度420℃、反应压力12MPa、体积空速1.5h-1、氢油体积比1200：1的条件下进行加氢反应；
[0213] S3、将步骤S2中的反应产物经热高压分离器分离出热高分气G1和热高分油O1；其中，热高压分离器的温度为385℃；
[0214] S4、热高分油O1经减压后进入减压蒸馏塔进行分馏，分离出轻质油、中质油和减压塔塔底的含固残油；其中，减压蒸馏塔的操作条件为：塔底温度500℃、塔顶残压30mmHg；
[0215] S5、含固残油经固液分离系统分离出残油和半焦；其中，半焦经气化、水煤气变换和气体净化后，用于制取氢气，供装置内加氢反应使用；
[0216] S6、劣质重油与步骤S5中的残油混合，共同经过离心分离的预处理后，进入沸腾床系统进行加氢；其中，劣质重油中固含量为25g/L，康氏残炭值为20wt％，甲苯不溶物含量为5wt％；沸腾床系统包括三台串联的沸腾床反应器，沸腾床加氢反应条件为：反应压力
15MPa、反应温度360℃、体积空速1.2h-1、氢油比800：1；
15MPa、反应温度360℃、体积空速1.2h-1、氢油比800：1；
[0217] S7、沸腾床反应器反应产物经热高压分离器进行分离，得到热高分气G2和热高分油O2；
[0218] S8、步骤S7中的热高分油O2送至减压分馏塔进行分离，在分馏塔侧线采出减压蜡油，在分馏塔塔底采出沸腾床加氢尾油；
[0219] S9、步骤S8中的减压蜡油循环回步骤S1中作为供氢溶剂油进行油煤浆制备；
[0220] S10、将步骤S3中的热高分气G1、步骤S4中的轻质油、中质油和步骤S7中的热高分气G2混合，进入固定床加氢精制反应器；所述加氢精制反应采用Ni-Mo-W系列加氢精制催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢精制；
[0221] S11、将步骤S10中的加氢精制产物直接进入固定床加氢裂化反应器，所述加氢裂化反应采用Ni-W系列加氢裂化催化剂，反应温度360℃、反应压力16MPa、体积空速0.35h-1、氢油体积比1000：1的条件下进行加氢裂化反应。
[0222] S12、将步骤S11中的加氢裂化产物经分馏塔分馏出汽油、柴油和分馏塔塔底重油，再将分馏塔塔底重油循环回步骤S11中，与所述加氢精制产物一起进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，所述分馏塔塔底重油占加氢裂化产物总质量的3％。
[0223] S13、将步骤S8中的沸腾床加氢尾油送至催化裂化制烯烃、芳烃装置进行反应，生成轻烃气体、催化石脑油、催化柴油和催化油浆，催化油浆再返回沸腾床反应器进行回炼，催化石脑油通过固定床预加氢反应，反应生成轻烃气体、催化精制石脑油和催化轻石脑油，催化精制石脑油通过芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯、抽余油和重芳烃，抽余油和催化轻石脑油返回催化裂化反应器进行回炼，催化柴油通过固定床加氢改质生产柴油成品。
[0224] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0225] 对比例1
[0226] 采用CN106433775A中实施例2的技术方案进行油煤共炼，具体为：
[0227] 将煤通过破碎机破碎至3mm以下，然后对其干燥使其水分降至＜3％以下，再用球磨机将其磨至100目以下备用。重质油预处理过程中，反应温度为410℃，反应压力为16MPa，气液比为1000，常压渣油进料量为8kg/h，催化剂添加量为1％。将重质馏分油与煤粉配制成煤粉浓度40％的油煤浆，油煤浆的进料量为8kg/h，在反应温度450℃，反应压力19MPa，气液比1500条件下进行共处理反应。其中，煤粉的性质如表1所示；重质油中固含量为25g/L，康氏残炭值为20wt％，甲苯不溶物含量为5wt％。
[0228] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0229] 对比例2
[0230] 对比例2中的操作过程、操作条件及操作参数均与实施例6相同，所不同的是，在步骤S6中，对比例2不对劣质重油进行预处理，直接将劣质重油与步骤S5中的残油混合进入沸腾床系统进行加氢。
[0231] 对煤油共炼过程中设备运转初期的煤转化率、设备运转初期的初期油品产率、设备运转90天后的煤转化率、设备运转90天后的油品产率进行检测，结果如表3所示。
[0232] 表3实施例及对比例中相关煤转化率、油品产率的情况
[0233]
[0234] 其中，煤的转化率＝1-(固体残渣质量-煤粉中水分及灰分质量-催化剂中水分及灰分质量)/(干燥无灰基煤粉质量+干燥无灰基催化剂载体质量)×100％；
[0235] 油品产率＝(整个工艺中生成汽油质量+柴油馏分质量+沸腾床加氢尾油质量)/(劣质重油质量+干燥无灰基煤粉质量+干燥无灰基催化剂载体质量)×100％；所述催化剂载体质量均指采用煤粉为载体的催化剂。
[0236] 由表3中的数据可知，实施例1-4在设备运转初期的煤转化率及油品产率，相比对比例1-2在设备运转初期的煤转化率及油品产率，均有提高，且具有统计学意义(p＜0.01)。
[0237] 另外，结合设备运转初期的煤转化率及油品产率进行分析，实施例1-4在设备运转90天后的煤转化率及油品产率的指标下降幅度，均小于比例1-2在设备运转90天后的煤转化率及油品产率的指标下降幅度(p＜0.01)，这说明本发明中的方法能够有效地缓解系统结焦问题，延缓了催化剂的失活，延长了生产设备的运转周期。
[0238] 在实施例2、实施例4-5中，采用了减压蜡油与部分沸腾床加氢尾油混合作为供氢溶剂油的实施方案，可以从表3中看出，煤转化率均有小幅提高，虽然在设备运转90天后的煤转化率及油品产率的指标下降幅度均大于其他实施例，但仍处于一个较为良好的指标范围(p＜0.01)；且实施例2、实施例4-5的各项指标均优于对比例1-2(p＜0.01)，这也说明本发明的方法以及相关的实施方案，在尽量避免对后续装置结焦的影响，最大程度上不影响系统中各装置运转周期的前提下，进一步提高了煤转化率。
[0239] 进一步的，无论是设备运转初期的煤转化率及油品产率，还是设备运转90天后的煤转化率及油品产率的指标下降幅度，对比例2均要优于对比例1的相关指标(p＜0.01)，但明显劣于实施例1-4(p＜0.01)，这说明本发明中的方法，每一步都是不可或缺的，且这些制备步骤的组合能够获得意想不到的技术效果。
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