CN109705891B

CN109705891B - 用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程

Info

Publication number: CN109705891B
Application number: CN201711066985.8A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Luoyang Ruihua New Energy Technology Development Co ltd
Current assignee: Luoyang Ruihua New Energy Technology Development Co ltd
Priority date: 2017-10-25
Filing date: 2017-10-25
Publication date: 2022-05-10
Anticipated expiration: 2037-10-25
Also published as: CN109705891A

Abstract

用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程，适用于煤加氢直接液化或煤油共炼或加氢稳定制供氢溶剂油等反应过程；并联耦合式反应段用2台反应器NARE、NBRE，NBRE顶部产物混入NARE内自产物料后在NARE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液和其它产物，收集液经循环泵向NARE、NBRE循环供料；对于超大规模煤加氢直接液化反应***，可实现2台并联反应器的小型化，共用产物气液分离***和煤浆循环泵，简化一台煤浆循环式反应器内部结构，节省反应器现场制作的巨额费用；2台反应器的原料不同时，能够控制各自最佳的反应条件；耦合式加氢反应***可与其它反应器组合为深度加氢反应***。

Description

用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程

技术领域

本发明涉及用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程，适用于煤加氢直接液化或煤油共炼或加氢稳定制供氢溶剂油等反应过程；并联耦合式反应段用2台反应器 NARE、NBRE，NBRE顶部产物混入NARE内自产物料后在NARE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液和其它产物，收集液经循环泵向NARE、NBRE循环供料；对于超大规模煤加氢直接液化反应***，可实现2台并联反应器的小型化，共用产物气液分离***和煤浆循环泵，简化一台煤浆循环式反应器内部结构，节省反应器现场制作的巨额费用；2台反应器的原料不同时，能够控制各自最佳的反应条件；耦合式加氢反应***可与其它反应器组合为深度加氢反应***。

背景技术

本发明的构想是：用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程，适用于煤加氢直接液化或煤油共炼或加氢稳定制供氢溶剂油等反应过程；并联耦合式反应段用2台反应器NARE、NBRE，NBRE顶部产物混入NARE内自产物料后在NARE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液和其它产物，收集液经循环泵向NARE、NBRE循环供料；对于超大规模煤加氢直接液化反应***，可实现2台并联反应器的小型化，共用产物气液分离***和煤浆循环泵，简化一台煤浆循环式反应器内部结构，节省反应器现场制作的巨额费用；2台反应器的原料不同时，能够控制各自最佳的反应条件；耦合式加氢反应***可与其它反应器组合为深度加氢反应***。

本发明的优点在于：

①2台反应器气液产物，在1台反应器的顶部脱液空间进行气液分离即可完成2台反应器产物混合和混合物的至少部分脱液功能，得到收集液和其它产物，可简化其中一台液料循环式反应器的内部结构，两台强制液体循环反应器共用一台循环泵，简化操作、降低费用；

因此，适合于构建大规模加工量的耦合反应器***，可以降低单台反应器尺寸，解决运输问题，从而不必现场制作即节省现场制作费用，显著降低反应器投资；

②耦合反应器***，串联重复构成液料加工过程的二级或多级加氢反应器***，二级反应器***包括：“一个气液下进料二级反应器2RA、一个液料下进料二级反应器2RB”，可以使 2RB反应器构成高氢气分压、低气液比操作条件，优化操作；

因此，利用现有大型煤加氢直接液化反应器制造技术，本发明能够经济地构建成功超大规模煤加氢直接液化过程的工艺操作条件更优化的反应***；

③2台反应器的原料煤浆分别是组成不同的煤浆比如稀煤浆和稠煤浆时，能够控制各自最佳的反应条件或/和实现近视等同的液化转化率、分别优化控制各路煤浆预热过程，利于实现降低配浆溶剂油总量的目标；

④在耦合反应器***上游，增加煤加氢直接液化预反应器后，耦合反应器***将适应于煤油共炼，可兼顾油热裂解时间短于煤液化反应时间、充分利用煤加氢直接液化反应***后部循环液中的相对过量的供氢剂组分的供氢功能，避免在煤加氢直接液化初期反应过程出现的煤料热解自由基浓度高峰阶段、重油加氢热裂化初期反应过程出现的重油热解自由基浓度高峰阶段形成同步叠加，那样必然造成“油料热解自由基与煤料热解自由基对供氢剂提供的活性氢展开争夺”，从而抑制煤加氢直接液化初期反应过程的正常液化反应。

当然，可以将煤加氢直接液化反应过程RU(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入煤加氢直接液化反应过程RU二次循环使用，可以用作配煤浆用溶剂油，可以进行循环热裂化。比如，可以将煤加氢直接液化反应过程AU的生成油中的柴油(常规沸点介于260～330℃的馏分油)和/或蜡油(常规沸点介于330～530℃的馏分油)返回煤加氢直接液化反应过程 AU循环裂化，以多产石脑油。

当然，可以将煤加氢直接液化反应过程AU(中间或最终反应过程)生成油的蒸馏油，引入加氢稳定反应过程MR生产供氢溶剂，然后引入煤加氢直接液化反应过程AU循环使用。

本发明，用于煤油共炼过程时，可用非煤衍生油配制煤浆从而进入煤加氢直接液化反应过程AU的起始步骤同步反应，也可加入到煤加氢直接液化反应过程AU的中间反应步骤进行后半程联合反应。

与本发明类似的技术方案未见报道。

本发明的目的在于提出用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程，适用于煤加氢直接液化反应过程或煤油共炼过程或供氢溶剂油加氢稳定过程。

发明内容

本发明用2台并联耦合式反应器的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和存在或者不存在催化剂的条件下，煤基碳氢料进行至少一部分加氢反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；

煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含至少一个用2台并联耦合式反应器组成的反应段，反应段段号记为DRN；

所述反应段，指的是包含一个煤基碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，是用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE组成的反应段，反应器NARE、NBRE为上流式反应器，反应器NARE内顶部空间布置有顶部液体收集杯，反应器NARE顶部液体收集杯与反应器NARE顶部壳体之间形成顶部脱液空间；反应段DRN的2台反应器加工至少一路煤基碳氢料；反应器NBRE产物混入NARE内自产物料后，在NARE内顶部脱液空间进行气液分离完成至少部分脱液后得到收集杯排出的收集液和其它产物，至少一部分收集液经液料循环泵加压后向NARE、NBRE循环供料；自反应器NARE排出的产物NP包含反应器NARE产物和反应器NBRE产物，存在或者不存在自反应器NARE排出的重量上主要由含固的液料组成的液料产物。

本发明，通常，在DRN反应段，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，每台反应器加工至少一路含油煤浆液料的物料和/或含煤液化中间产物液料的物料和/或含烃液料；反应器 NBRE上部产物混入NARE内自产物料后，在NARE内顶部脱液空间完成至少部分脱液后得到收集杯排出的收集液和其它产物。

本发明，通常，在DRN反应段，在NARE内顶部空间布置的顶部液体收集杯完成部分脱液得到收集液，至少一部分收集液经共用的一台液料循环泵加压后向两台反应器NARE、NBRE循环供料。

本发明，煤基碳氢料加氢反应过程RU，DRN反应段使用的煤基碳氢料加氢反应器为上流式反应器，其操作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床与沸腾床组合反应器；

④上流式膨胀床；

⑤上流式固定床。

本发明，所述煤基碳氢料，可以选自下列中的1种或几种：

①煤粉，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行煤加氢直接液化反应；

②油煤浆或煤液化中间产物液料，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行煤加氢直接液化反应；

③基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行加氢热裂化反应；

④基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行加氢稳定反应，生产煤加氢直接液化反应过程需要的供氢溶剂油。

本发明，煤基碳氢料，是基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行加氢稳定反应得到富含供氢烃的加氢稳定反应产物，生产煤加氢直接液化反应过程需要的供氢溶剂油；

煤基碳氢料加氢反应过程RU，第一反应段使用2台并联耦合式反应器组成的反应段，第一反应段的2台反应器加工至少一路煤基碳氢料；

通常，加氢稳定反应产物中的常规沸点高于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；

一般，加氢稳定反应产物中的常规沸点高于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；

煤基碳氢料加氢反应过程RU，操作条件通常为：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，气液比为300～1000NL/kg。

本发明，煤基碳氢料是油煤浆或煤液化中间产物液料，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行煤加氢直接液化反应；

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和存在或者不存在催化剂的条件下，油煤浆或煤液化中间产物液料进行至少一部分煤加氢直接液化反应RUR转化为煤加氢直接液化反应产物RUP；回收反应产物RUP；

煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含至少一个用2台并联耦合式反应器组成的反应段；

所述反应段，指的是包含一个煤液化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；

煤基碳氢料加氢反应过程RU的第1反应段，加工含煤浆的物料；

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的任意用2台并联耦合式反应器组成的反应段记为反应段 DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，反应段DRN的2台反应器加工至少一路油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，每台反应器加工至少一路含油煤浆液料的物料和/或含煤液化中间产物液料的物料和/或含烃液料，反应器NARE、NBRE为上流式膨胀床反应器；反应器NBRE顶部产物进入反应器NARE内与NARE内自产物料混合后进入NARE的顶部空间，NARE 内顶部空间布置的顶部液体收集杯完成部分脱液得到收集液和其它产物，至少一部分收集液经煤浆循环泵加压后向NARE、NBRE循环供料；自反应器NARE排出的产物NP是包含反应器 NARE产物和反应器NBRE产物的混合物料，存在或者不存在自反应器NARE排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物。

本发明，煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的至少2个反应段，第一反应段为用2台并联耦合式反应器组成的反应段，煤基碳氢料加氢反应过程RU的流程方式，可以选自下列中的1种或几种：

①煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的2个反应段；

第一反应段为用2台并联耦合式反应器1ARE、1BRE组成的反应段，第一反应段排出含气液相的产物1NTP；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2ARE；第一反应段的含气液相的产物1NTP作为下进料进入反应器2ARE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2ARE-RP排出反应器2ARE；

②煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的2个反应段；

第一反应段为用2台并联耦合式反应器1ARE、1BRE组成的反应段，第一反应段排出含气液相的产物1NTP和重量上主要由含固液料组成的液料1ALPA；

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2ARE，第一反应段产物液料1ALPA作为下进料进入反应器2ARE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2ARE-RP 排出反应器2ARE；

同时，第一反应段的含气液相的产物1NTP作为上进料进入反应器2ARE上部，与反应器 2ARE内物料混合接触；

反应器2ARE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2ARE的下部反应空间中；

③煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的2个反应段；

第一反应段为用2台并联耦合式反应器1ARE、1BRE组成的反应段，第一反应段排出含气液相的产物1NTP和重量上主要由含固液料组成的液料产物1ALPX；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段含气液相的产物1NTP为下进料，另一台反应器以第一反应段液料产物1ALPX为下进料；

在第2反应段，反应器2ARE、2BRE为上流式膨胀床反应器；反应器2BRE顶部产物进入反应器2ARE内与2ARE内自产物料混合后进入2ARE的顶部空间，2ARE内顶部空间布置的顶部液体收集杯排出的液料，经煤浆循环泵加压后向2ARE、2BRE循环供料；自反应器2ARE排出的产物2TNP是包含反应器2ARE产物和反应器2BRE产物的混合物料；

回收第二反应段反应产物；

④煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的2个反应段；

第一反应段为用2台并联耦合式反应器1ARE、1BRE组成的反应段，第一反应段排出气液相产物1NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物1ALPX、重量上主要由含固液料组成的液料产物1ALPY；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为上进料、以第一反应段液料产物1ALPX为下进料，另一台反应器以液料产物 1ALPY为下进料；

回收第二反应段反应产物；

⑤煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的3个反应段；

第一反应段为用2台并联耦合式反应器1ARE、1BRE组成的反应段，第一反应段排出气液相产物1NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物1ALPX；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为下进料，另一台反应器以第一反应段液料产物1ALPX为下进料；第二反应段排出气液相产物2NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPX；

第三反应段，使用2台并联耦合式反应器3ARE、3BRE，其中一台反应器以第二反应段气液相产物2NTP为下进料，另一台反应器以第二反应段液料产物2ALPB为下进料；

回收第三反应段反应产物；

⑥煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的3个反应段；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为下进料，另一台反应器以第一反应段液料产物1ALPX为下进料；第二反应段排出气液相产物2NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPX、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPY；

第三反应段，使用2台并联耦合式反应器3ARE、3BRE，其中一台反应器以第二反应段气液相产物2NTP为上进料、以第二反应段液料产物2ALPX为下进料，另一台反应器以第二反应段液料产物2ALPY为下进料；

回收第三反应段反应产物；

⑦煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的3个反应段；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为上进料、以第一反应段液料产物1ALPX为下进料，另一台反应器以第一反应段液料产物1ALPY为下进料；第二反应段排出气液相产物2NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPX；

第三反应段，使用2台并联耦合式反应器3ARE、3BRE，其中一台反应器以第二反应段气液相产物2NTP为下进料，另一台反应器以第二反应段液料产物2ALPX为下进料；

回收第三反应段反应产物；

⑧煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的3个反应段；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为上进料、以第一反应段液料产物1ALPX为下进料，另一台反应器以第一反应段液料产物1ALPY为下进料；第二反应段排出气液相产物2NTP、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPX、重量上主要由含固液料组成的液料产物2ALPY；

第三反应段，使用2台并联耦合式反应器3ARE、3BRE，其中一台反应器以第二反应段气液相产物2NTP为上进料、以第一反应段液料产物2ALPA为下进料，另一台反应器以第二反应段液料产物2ALPY为下进料；

回收第三反应段反应产物；

⑨煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含1个预加氢反应段0PRE、一个用2台并联耦合式反应器组成的第一反应段和存在或者不存在的后续反应段；

在预加氢反应段0PRE，煤浆物料F1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物0PRE-RP，至少一部分预加氢反应产物0PRE-RP作为反应器下进料进入第一反应段的反应器中；

⑩煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含1个预加氢反应段0PRE、一个用2台并联耦合式反应器组成的第一反应段和存在或者不存在的后续反应段；

在预加氢反应段0PRE，煤浆物料F1进行煤液化预加氢反应转化为煤液化预加氢反应产物0PRE-RP，基于预加氢反应产物0PRE-RP得到重量上主要由含固液料组成的液料产物0PLPX，至少一部分液料产物0PLPX作为反应器下进料进入第一反应段的反应器中。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，任意用2台并联耦合式反应器组成的反应段记为反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，存在自反应器NARE内顶部液体收集杯排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物。

本发明，煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，可以加工非煤基重油。

本发明，在煤煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器 NARE、NBRE，一台反应器加工油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器可以加工非煤基重油或非煤基重油的加氢转化物液料。

本发明，煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，可以加工非煤基重油；

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，非煤基重油的加氢反应停留时间短于煤加氢直接液化反应停留时间。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，一台反应器加工固体浓度为CA的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器加工固体浓度为CB的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，固体浓度CA与CB 相同或不同。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～ 98％。

本发明，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，可以加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，一台反应器加工固体浓度为CA的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器加工固体浓度为CB的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，固体浓度为CA与 CB的绝对差额为5～35％。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度CA为35～50％，稠煤浆的煤浓度CB为50～70％。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，同时加工稀煤浆F1和稠煤浆F2，稠煤浆F2的重量流量F2-W与稀煤浆F1的重量流量F1-W的比值为浆浆比K100，K100＝F2-W/F1-W， K100为0.01～1.0。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，以全部进料计算，供氢溶剂DS的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液比为300～2500Nm³/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～ 60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。

本发明，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

本发明，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是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。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。

本发明，一般，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。

本发明，通常，在煤基碳氢料加氢反应过程RU，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，选自下列物料中的1种或几种：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。

附图说明

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。

图1是2台并联的典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器***，属于设置强制液体产物循环***的上流式悬浮床加氢反应器***，可用于超大规模煤加氢直接液化反应***。

如图1所示，在反应器1ARE***中，经管道151输送的油煤浆和氢气的混合物1AF1，与经管道159输送的循环液相1ARL1(可能含有气相)混合为混合料1ATF，经管道152输送进入反应器1ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1AS的整个水平进料截面上；1ATFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1AS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1ASK，每个分配单元1ASK设置分配盘1AS 下部进料管(图中未示出)和分配盘1AS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1AS下部进料管穿过分配盘1AS后进入分配盘1AS上部泡罩中，然后经过分配盘1AS上部泡罩与分配盘1AS下部进料管的穿过分配盘1AS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器1ARE 主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1ARE的顶部产物1ARP。

如图1所示，顶部产物1ARP通过反应器1ARE上部内壁与液体收集杯1AV外壁之间的环形间隙后，进入反应器1ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1AV组成的部分脱液空间。如图1所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1AV中，并在收集杯1AV 内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1ARL进入收集杯1AV底部的导管1AVP 中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1APUMP中，加压后的循环液相1ARL1 经过管道159输送，然后与混合物1AF1混合为混合料1ATF，经管道152输送进入反应器1ARE 中循环加工。

如图1所示，顶部产物1ARP分离为循环液相1ARL和净产物1ARTP，净产物1ARTP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1ARE顶部气相压力的作用下，经过***液体收集杯1AV液面之下的产物导流管157上行排出反应器1ARE，进入下游加工流程中。

如图1所示，反应器1BRE的操作方式同于反应器1ARE的操作方式。在反应器1BRE***中，经管道161输送的油煤浆和氢气的混合物1BF1，与经管道169输送的循环液相1BRL1(可能含有气相)混合为混合料1BTF，经管道162输送进入反应器1BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1BS的整个水平进料截面上；来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1BS后向上流动，在反应器1BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1BRE的顶部产物1BRP。

如图1所示，顶部产物1BRP通过反应器1BRE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙后，进入反应器1BRE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1BV组成的部分脱液空间。如图1所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1BV中，并在收集杯1BV 内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1BRL进入收集杯1BV底部的导管1BVP 中向下流动排出反应器，经过管道168进入循环加压泵1BPUMP中，加压后的循环液相1BRL1 经过管道169输送，然后与混合物1BF1混合为混合料1BTF，经管道162输送进入反应器1BRE 中循环加工。

如图1所示，顶部产物1BRP分离为循环液相1BRL和净产物1BRTP，净产物1BRTP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1BRE顶部气相压力的作用下，经过***液体收集杯1BV液面之下的产物导流管167上行排出反应器1BRE，进入下游加工流程中。

如图1所示，反应器1ARE顶部净产物1ARTP、反应器1BRE顶部净产物1BRTP，合并为总体顶部净产物1TNP，经管道170输送至下游工序。

图2是本发明的第1种典型流程的示意图，也是本发明的基本型流程。

如图2所示，在反应器1ARE***中，经管道151输送的油煤浆和氢气的混合物1AF1，与经管道159输送的循环液相1ARL1(可能含有气相，含有来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物)混合为混合料1ATF，经管道152输送进入反应器1ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1AS的整个水平进料截面上；来自分配盘1AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1AS后向上流动，在反应器1ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1ARE的顶部产物1ARP。

如图2所示，顶部产物1ARP通过反应器1ARE上部内壁与液体收集杯1AV外壁之间的环形间隙后，进入反应器1ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1AV组成的部分脱液空间，与图1所示常规流程的不同之处在于，与来自反应器1BRE的产物1BRTP混合后进行部分脱液。如图2所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1AV中，并在收集杯 1AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1ARL进入收集杯1AV底部的导管 1AVP中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1APUMP中，加压后的第一循环液相1ARL1经过管道159输送，然后与混合物1AF1混合为混合料1ATF，经管道152输送进入反应器1ARE中循环加工。

如图2所示，顶部产物1ARP分离为循环液相1ARL和净产物1ARTP，净产物1ARTP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1ARE顶部气相压力的作用下，经过***液体收集杯1AV液面之下的产物导流管157上行排出反应器1ARE，通过管道170作为联合反应段的联合净产物 1TNP进入下游加工流程中。

如图2所示，在反应器1BRE***中，经管道161输送的油煤浆和氢气的混合物1BF1，与经管道169输送的循环液相1BRL1(可能含有气相，含有来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物)混合为混合料1BTF，经管道162输送进入反应器1BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1BS的整个水平进料截面上；来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1BS向上流动，在反应器1BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器1BRE的顶部产物1BRTP。

如图2所示，与图1所示常规流程的不同之处在于，顶部产物1BRTP经管道167进入反应器1ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1AV组成的部分脱液空间，与来自反应器 1ARE内的产物1ARP混合后进行部分脱液。如图2所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1AV中，并在收集杯1AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1ARL进入收集杯1AV底部的导管1AVP中向下流动排出反应器，经过管道158进入循环加压泵1APUMP中，加压后的第二循环液相1BRL1经过管道169输送，然后与混合物1BF1混合为混合料1BTF，经管道162输送进入反应器1BRE中循环加工。

图2所示本发明的第1种典型流程的示意图，是2台典型的煤加氢直接液化过程用悬浮床加氢反应器组成的并联耦合反应***，反应器1ARE、反应器1BRE的产物在反应器1ARE内部(顶部)混合，共用反应器1ARE顶部集液杯1AV，使用1台循环泵即可完成2台反应器的液相产物循环，而不是如图1所示的两台反应器各自使用1台循环泵才能完成各自液相产物循环；并且图2中反应器1BRE的内部结构，比图1中反应器1BRE的内部结构简单，省去了集液杯1BV和导液管1BVP；2台反应器内的循环液料是来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物的混合料，如此，2台反应器构成了耦合式煤加氢直接液化反应***。

如图2所示本发明的第一种典型流程，对于煤加氢直接液化装置，其优点在于：

①与图1所示的2套独立的反应器***相比，图2所示本发明流程，节省了1套液相产物循环***相比(包括集液杯、导液管、循环泵)，因此具有经济性；

②构建大规模加工量的反应器***时，与一台超大型反应器使用1套液相产物循环***相比(包括集液杯、导液管、循环泵)，完成相同任务的耦合反应***，也仅使用1套液相产物循环***相比(包括集液杯、导液管、循环泵)；同时，可以降低单台反应器1ARE、1BRE的直径和重量，使其适合于运输从而解决反应器制造厂运输反应器至煤液化工厂的运输问题，与现场制作的超大型反应器(而不是在反应器专业工厂制造)相比，可以节省因现场制作而增加的昂贵费用，显著降低反应器投资，也更利于保证反应器设备质量，还可以缩短反应器制造周期，因此具有经济性。

图3是本发明的第2种典型流程的示意图，在图2所示本发明的第1种典型流程的基础上，增加了一台悬浮床反应器组成的第2反应段，进行深度煤加氢直接液化反应，第一反应段联合净产物1TNP，全部作为下进料进入二段反应器2ARE。

如图3所示，在反应器2ARE***中，经管道251输送的第一反应段联合净产物1TNP，与经管道259输送的循环液相2ARL1(可能含有气相，含有来自2ARE的液相产物)混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2AS的整个水平进料截面上；来自分配盘2AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2AS后向上流动，在反应器2ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2ARE 的顶部产物2ARP。

如图3所示，顶部产物2ARP进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV 组成的部分脱液空间后进行部分脱液。如图3所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的循环液相2ARL1经过管道259输送，然后与混合物2AF1混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE中循环加工。

图4是本发明的第3种典型流程的示意图，在本发明的第1种典型流程的基础上，增加了一台悬浮床反应器组成的第2反应段，进行深度煤加氢直接液化反应，第一反应段排出2 个产物：作为二段反应器2ARE下进料1ALPA的液相产物和作为二段反应器2ARE上进料的顶部气液产物1TNP。

如图4所示，与图3所示流程不同，来自反应器1ARE的收集液经过管道158进入循环加压泵1APUMP中，循环加压泵1APUMP输出物料中增加了液相产物1ALPA，液相产物1ALPA经过管道163输送进入2ARE。

如图4所示，在反应器2ARE***中，液相产物1ALPA、经管道250输送的氢气2AH1，与经管道259输送的循环液相2ARL1(可能含有气相)混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2AS的整个水平进料截面上；来自分配盘2AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2AS后向上流动，在反应器2ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2ARE的顶部产物2ARP。

如图4所示，顶部产物2ARP通过反应器2ARE上部内壁与液体收集杯2AV外壁之间的环形间隙后，进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV组成的部分脱液空间，与来自反应器1ARE的产物1TNP混合后进行部分脱液。如图4所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的循环液相2ARL1经过管道259输送，然后与混合物2AH1混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE中循环加工。

如图4所示，反应器2ARE顶部物料分离为循环液相2ARL和净产物2ARTP，净产物2ARTP 为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器2ARE顶部气相压力的作用下，经过***液体收集杯 2AV液面之下的产物导流管257上行排出反应器2ARE，进入下游加工流程中。

如图4所示本发明的第3种典型流程，与如图3所示本发明的第2种典型流程相比，对于煤加氢直接液化装置，其特点在于：一段气相反应产物，绝大多数随物料1TNP直接进入反应器2ARE顶部排出反应器2ARE，不通过反应器2ARE的主体反应空间；反应器2ARE的主体反应空间使用新氢所以氢气分压高；随物料1TNP直接进入反应器2ARE顶部的液相，部分或大部分作为集液杯2AV的收集液进入2ARE的主体反应空间中，其余部分直接排出反应器2ARE 顶部。

图5是本发明的第4种典型流程的示意图，在本发明的第1种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第二反应段，构成总体2段串联流程，第二反应段的反应器2ARE 接收来自第一反应段的气液混相产物1TNP，第二反应段的反应器2BRE接收来自第一反应段的液体产物1ALPB。

如图5所示，与图2所示流程的不同之处在于，来自反应器1ARE的收集液经过管道158 进入循环加压泵1APUMP中，加压后的第一循环液相1ARL1经过管道159输送返回1ARE，加压后的第二循环液相1BRL1经过管道169输送返回1BRE，另外增加了加压后的液相产物1ALPB 经过管道166输送进入2BRE。

如图5所示，在反应器2ARE***中，经管道251输送的第一反应段联合净产物1TNP，与经管道259输送的循环液相2ARL1(可能含有气相，含有来自2ARE的液相产物)混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2AS的整个水平进料截面上；来自分配盘2AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2AS后向上流动，在反应器2ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2ARE 的顶部产物2ARP。

如图5所示，来自反应器2BRE的顶部产物2BRTP进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV组成的部分脱液空间，与来自反应器2ARE内的产物2ARP混合后进行部分脱液。如图5所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送，然后与混合物2AF1混合为混合料2ATF，经管道 252输送进入反应器2ARE中循环加工。

如图5所示，在反应器2BRE***中，经管道260输送的氢气物2BH1，与经管道269输送的循环油煤浆2BRL1(可能含有气相，含有来自2ARE的液相产物和2BRE的液相产物)混合为混合料2BTF，经管道262输送进入反应器2BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2BS的整个水平进料截面上；来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2BS 后向上流动，在反应器2BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2BRE的顶部产物2BRP。

如图5所示，顶部产物2BRTP经管道267进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV组成的部分脱液空间，与来自反应器2ARE内的产物2ARP混合后进行部分脱液。如图5所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯 2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管 2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送，然后经管道262输送进入反应器2BRE中循环加工。

图6是本发明的第5种典型流程的示意图，在图2所示本发明的第1种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第二反应段，构成总体2段串联流程，第二反应段的反应器2ARE接收来自第一反应段的气液混相产物1TNP、液相产物1ALPA，第二反应段的反应器 2BRE接收的反应起始端均收来自第一反应段的液体产物1ALPB。

如图6所示，与图2所示本发明的第1种典型流程的不同之处在于，来自反应器1ARE的收集液经过管道158进入循环加压泵1APUMP中，加压后的第一循环液相1ARL1经过管道159 输送返回1ARE，加压后的第二循环液相1BRL1经过管道169输送返回1BRE，另外增加了加压后的第一液相产物1ALPA经过管道163输送进入2ARE中，增加了加压后的第二液相产物1ALPB 经过管道166输送进入2BRE中。

如图6所示，在反应器2ARE***中，经管道163输送的第一液相产物1ALPA、经管道250 输送的氢气2AH1，与经管道259输送的循环液相2ARL1(可能含有气相，含有来自2ARE的液相产物)混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2AS的整个水平进料截面上；来自分配盘2AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2AS后向上流动，在反应器2ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2ARE的顶部产物2ARP。

如图6所示经管道267输送的来自反应器2BRE的顶部产物2BRTP、经管道170输送的第一反应段联合净产物1TNP，进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV组成的部分脱液空间，与来自反应器2ARE内的产物2ARP混合后进行部分脱液。如图6所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送，然后与2AH1混合为混合料2ATF，经管道252输送进入反应器2ARE中循环加工。

如图6所示，在反应器2BRE***中，经管道166输送的来自反应器1ARE的液相产物1ALPB、经管道260输送的氢气2BH1，与经管道269输送的循环液相2BRL1(可能含有气相，含有来自2ARE的液相产物和2BRE的液相产物)混合为混合料2BTF，经管道262输送进入反应器2BRE 的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器2BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘2BS的整个水平进料截面上；来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘2BS后向上流动，在反应器2BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器2BRE的顶部产物2BRTP。

如图6所示，顶部产物2BRTP经管道267进入反应器2ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯2AV组成的部分脱液空间，与来自反应器2ARE内的产物2ARP混合后进行部分脱液。如图6所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯2AV中，并在收集杯 2AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相2ARL进入收集杯2AV底部的导管 2AVP中向下流动排出反应器，经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送，然后经管道262输送进入反应器2BRE中循环加工。

图7是本发明的第6种典型流程的示意图，在图5所示本发明的第4种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第三反应段，第三反应段的反应器3ARE接收来自第二反应段的气液混相产物，第三反应段的反应器3BRE接收来自第二反应段的液相产物。

如图7所示，与图5所示流程的不同之处在于，反应器2ARE收集液经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送返回2ARE，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送返回2BRE，另外增加了加压后的液相产物2ALPB经过管道266输送进入3BRE。

如图7所示，在反应器3ARE***中，经管道351输送的第二反应段联合净产物2TNP，与经管道359输送的循环液相3ARL1(可能含有气相，含有来自3ARE的液相产物)混合为混合料3ATF，经管道352输送进入反应器3ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器3ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘3AS的整个水平进料截面上；来自分配盘3AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘3AS后向上流动，在反应器3ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器3ARE 的顶部产物3ARP。

如图7所示，来自反应器3BRE的顶部产物3BRTP进入反应器3ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯3AV组成的部分脱液空间，与来自反应器3ARE内的产物3ARP混合后进行部分脱液。如图7所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯3AV中，并在收集杯3AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相3ARL进入收集杯3AV底部的导管3AVP中向下流动排出反应器，经过管道358进入循环加压泵3APUMP中，加压后的第一循环液相3ARL1经过管道359输送，然后与混合物3AF1混合为混合料3ATF，经管道 352输送进入反应器3ARE中循环加工。

如图7所示，在反应器3BRE***中，经管道266输送的液相产物2ALPB、经管道360输送的氢气3BH1，与经管道369输送的循环油煤浆3BRL1(可能含有气相，含有来自3ARE的液相产物和3BRE的液相产物)混合为混合料3BTF，经管道362输送进入反应器3BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器3BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘3BS的整个水平进料截面上；来自分配盘3BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘3BS后向上流动，在反应器3BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器3BRE的顶部产物3BRTP。

如图7所示，顶部产物3BRTP经管道367进入反应器3ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯3AV组成的部分脱液空间，与来自反应器3ARE内的产物3ARP混合后进行部分脱液。如图7所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯3AV中，并在收集杯 3AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相3ARL进入收集杯3AV底部的导管3AVP中向下流动排出反应器，经过管道358进入循环加压泵3APUMP中，加压后的第二循环液相3BRL1经过管道369输送，然后经管道362输送进入反应器3BRE中循环加工。

图8是本发明的第7种典型流程的示意图，在图5所示本发明的第4种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第三反应段，第三反应段的反应器3ARE接收来自第二反应段的混相产物和液相产物，第三反应段的反应器3BRE接收来自第二反应段的液相产物。

如图8所示，与图5所示流程的不同之处在于，反应器2ARE收集液经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送返回2ARE，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送返回2BRE，另外增加了加压后的液相产物2ALPA经过管道263输送进入3ARE，另外增加了加压后的液相产物2ALPB经过管道266输送进入3BRE。

如图8所示，在反应器3ARE***中，经管道263输送的液相物料2ALPA、经管道350输送的氢气3AH1，与经管道359输送的循环液相3ARL1(可能含有气相，含有来自3ARE、3BRE 的液相产物)混合为混合料3ATF，经管道352输送进入反应器3ARE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器3ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘3AS的整个水平进料截面上；来自分配盘3AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘3AS后向上流动，在反应器3ARE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器3ARE的顶部产物3ARP。

如图8所示，经管道270输送的第二反应段联合净产物2TNP、经管道367输送的来自反应器3BRE的顶部产物3BRTP进入反应器3ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯3AV组成的部分脱液空间，与来自反应器3ARE内的产物3ARP混合后进行部分脱液。如图8所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯3AV中，并在收集杯3AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相3ARL进入收集杯3AV底部的导管3AVP中向下流动排出反应器，经过管道358进入循环加压泵3APUMP中，加压后的第一循环液相3ARL1经过管道359输送，然后与混合物3AH1混合为混合料3ATF，经管道352输送进入反应器3ARE 中循环加工。

如图8所示，在反应器3BRE***中，经管道266输送的液相产物2ALPB、经管道360输送的氢气3BH1，与经管道369输送的循环油煤浆3BRL1(可能含有气相，含有来自3ARE的液相产物和3BRE的液相产物)混合为混合料3BTF，经管道362输送进入反应器3BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器3BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘3BS的整个水平进料截面上；来自分配盘3BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘3BS后向上流动，在反应器3BRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器3BRE的顶部产物3BRTP。

如图8所示，顶部产物3BRTP经管道367进入反应器3ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯3AV组成的部分脱液空间，与来自反应器3ARE内的产物3ARP混合后进行部分脱液。如图8所示，顶部混合产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯3AV中，并在收集杯 3AV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相3ARL进入收集杯3AV底部的导管 3AVP中向下流动排出反应器，经过管道358进入循环加压泵3APUMP中，加压后的第二循环液相3BRL1经过管道369输送，然后经管道362输送进入反应器3BRE中循环加工。

图9是本发明的第8种典型流程的示意图，在图6所示本发明的第5种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第三反应段，第三反应段的反应器3ARE接收来自第二反应段的混相产物，第三反应段的反应器3BRE接收来自第二反应段的液相产物。

如图9所示，与图6所示流程的不同之处在于，反应器2ARE收集液经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送返回2ARE，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送返回2BRE，另外增加了加压后的液相产物2ALPB经过管道266输送进入3BRE。

如图9所示，第三反应段的反应器3ARE、反应器3BRE的工作方式，与图7所示的本发明的第6种典型流程的第三反应段的反应器3ARE、反应器3BRE的工作方式相同。

图10是本发明的第9种典型流程的示意图，在图6所示本发明的第5种典型流程的基础上，重复使用并联耦合反应***组成第三反应段，第三反应段的反应器3ARE接收来自第二反应段的混相产物和液相产物，第三反应段的反应器3BRE接收来自第二反应段的液相产物。

如图10所示，与图6所示流程的不同之处在于，反应器2ARE收集液经过管道258进入循环加压泵2APUMP中，加压后的第一循环液相2ARL1经过管道259输送返回2ARE，加压后的第二循环液相2BRL1经过管道269输送返回2BRE，另外增加了加压后的液相产物2ALPA经过管道263输送进入3ARE，另外增加了加压后的液相产物2ALPB经过管道266输送进入3BRE。

如图10所示，第三反应段的反应器3ARE、反应器3BRE的工作方式，与图8所示的本发明的第7种典型流程的第三反应段的反应器3ARE、反应器3BRE的工作方式相同。

图11是本发明的第10种典型流程的示意图，在图3所示的本发明的第2种典型流程的基础上，增加了一台悬浮床反应器OPRE组成的预加氢反应段，进行浅度煤加氢直接液化反应得到浅度煤加氢直接液化反应产物，预加氢反应段净产物OPRTP，全部作为下进料进入反应器1ARE。

如图11所示，在反应器0PRE***中，经管道051输送的油煤浆和氢气的混合物0PF1，与经管道059输送的循环液相0PRL1(可能含有气相)混合为混合料0PTF，经管道052输送进入反应器0PRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器0PTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘0PS的整个水平进料截面上；来自分配盘0PS 下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘0PS后向上流动，在反应器0PRE主反应空间的上行过程中进行煤加氢直接液化反应转化为反应器0PRE的顶部产物0PRP。

如图11所示，顶部产物0PRP通过反应器0PRE上部内壁与液体收集杯0PV外壁之间的环形间隙后，进入反应器0PRE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯0PV组成的部分脱液空间。如图11所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯0PV中，并在收集杯0PV 内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相0PRL进入收集杯0PV底部的导管0PVP 中向下流动排出反应器，经过管道058进入循环加压泵0PPUMP中，加压后的循环液相0PRL1 经过管道059输送，然后与混合物0PF1混合为混合料0PTF，经管道052输送进入反应器0PRE 中循环加工。

如图11所示，顶部产物0PRP分离为循环液相0PRL和净产物0PRTP，净产物0PRTP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器0PRE顶部气相压力的作用下，经过***液体收集杯0PV液面之下的产物导流管057上行排出反应器0PRE，进入下游第一反应段反应器1ARE中。

图12是本发明的第11种典型流程的示意图，与图11所示的本发明的第10种典型流程的不同之处在于，预加氢反应器0PRE的液相产物0PLPA进入第一反应段的反应器1ARE的底部进料1ATF中，预加氢反应器0PRE的顶部气液产物0PRTP至少不经过第一反应段的反应器 1ARE的主体反应空间，图12示出的是预加氢反应器0PRE的顶部气液产物0PRTP不经过第一反应段的反应器1ARE的情况。

如图12所示，与图11所示流程的不同之处在于，反应器0PRE收集液经过管道058进入循环加压泵0PPUMP中，加压后的循环液相0PRL1经过管道059输送返回0PRE，另外增加了加压后的液相产物0PLPA经过管道063输送进入1ARE。

基于图5至图12所示流程，可以将下游的一个反应级中的两台并联反应器的进料进行调换，其工艺效果仍然相同。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，指的是绝对压力。

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。

本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。

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。

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。

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。

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。

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。

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。

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。

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。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。

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。

以下描述供氢烃。

本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液化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：

以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。

本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，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：

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；

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；

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；

④煤和渣油联合加工法(co·processing)：油煤共炼，指的是同时对煤和非煤衍生油进行共加工，通常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、德国和苏联等各有不同的工艺；

⑤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；

⑥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。

以下描述煤加氢直接液化过程。

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煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，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：

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；

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；

③煤和渣油联合加工法(co·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、德国和苏联等各有不同的工艺；

④中国神华集团煤直接液化方法；

⑤专利CN1 00547055C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。

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℃、最佳者为265～ 430℃，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入高芳烃加氢热裂化反应过程BR进行加工。

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。

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。

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。

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。

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、硫化钼等本质上更像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。

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。

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催化反应器；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。

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。

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。

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***从而通过循环加压***形成强制内循环流的返混流型。

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。

本发明煤加氢直接液化反应过程，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

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；

③微膨胀床。

本发明高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

③上流式微膨胀床；

④上流式固定床；

⑤下流式固定床；

⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。

本发明溶剂油加氢稳定反应过程CR，使用的反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

③上流式微膨胀床；

④上流式固定床；

⑤下流式固定床；

⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。

煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。

煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。

煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。

煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出***不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回。

以下描述本发明的特征部分。

①悬浮床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床与沸腾床组合反应器；

④上流式膨胀床；

⑤上流式固定床。

本发明，所述煤基碳氢料，可以选自下列中的1种或几种：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的任意用2台并联耦合式反应器组成的反应段记为反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，反应段DRN的2台反应器加工至少一路油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，每台反应器加工至少一路含油煤浆液料的物料和/或含煤液化中间产物液料的物料和/或含烃液料，反应器NARE、NBRE为上流式膨胀床反应器；反应器NBRE顶部产物进入反应器NARE内与NARE内自产物料混合后进入NARE的顶部空间，NARE 内顶部空间布置的顶部液体收集杯完成部分脱液得到收集液和其它产物，至少一部分收集液经煤浆循环泵加压后向NARE、NBRE循环供料；自反应器NARE排出的产物NP是包含反应器 NARE产物和反应器NBRE产物的混合物料，存在或者不存在自反应器NARE排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物。

回收第二反应段反应产物；

回收第三反应段反应产物；

本发明，在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、 NBRE，一台反应器加工油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器可以加工非煤基重油或非煤基重油的加氢转化物液料。

⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。

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。

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 3000ppm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。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。

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。

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或含有固体颗粒时，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，或对该循环热高分油进行循环加氢。

在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温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温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。

加氢反应流出物或热高分气或温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的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，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***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。

对于煤加氢直接液化反应过程，因为常规气体烃、CO、CO₂产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。

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。

本发明，在任意反应过程，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。

实施例

对照例

加工200万吨/年煤生产96万吨/年煤液化油的工厂，煤加氢直接液化反应过程AU，采用常规一种浓度煤浆的进料方式向反应过程输送煤浆，煤浆经过加压、加热炉加热后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部；第一煤加氢直接液化反应器AUE01顶部的集液杯流出的循环液料经过循环泵加压后，循环进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部，与进料煤浆、进料热氢气混合后通过反应器AUE01下部布置的分布器向上流动进入反应器AUE01的主反应空间，进行煤加氢直接液化反应。

煤加氢直接液化反应过程AU，使用3台串联操作的直径为4.86米、筒节长度为23米的悬浮床煤加氢直接液化反应器，第一煤加氢直接液化反应器AUE01产物AUE01P进入第二煤加氢直接液化反应器AUE02，第二煤加氢直接液化反应器AUE02产物AUE02P进入第三煤加氢直接液化反应器AUE03，第三煤加氢直接液化反应器AUE03产物AUE03P作为煤加氢直接液化反应最终产物AUP，进行油气分离、油品分馏。

由于反应器直径太大，需要现场制作，因此，反应器制造费用高昂。

由于上游反应器产物的气相全部通过下游反应器，所以，第二、第三反应器的气含率高即液相空间效率低，同时气相中含有大量常规气态烃、水、硫化氢、氨、一氧化碳、二氧化碳，因此气相氢气浓度低仅约65～70％，而为了维持氢气分压高于12.7MPa，操作压力被迫提高到19MPa。

以下描述煤加氢直接液化过程AU的操作过程：

①在油煤浆配制过程AM，把煤液化催化剂、供氢溶剂AUDS、煤粉配成煤粉质量浓度为 45％的油煤浆AUF，用油煤浆加压泵加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液流加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆AUF混合；

表1为煤直接液化反应过程AU原料煤的性质；

表2为煤直接液化反应过程AU溶剂油的性质；

表3为煤直接液化反应过程AU的催化剂性质；

表4为煤直接液化反应过程AU的助催化剂性质；

②在煤加氢直接液化反应过程，得到煤加氢直接液化反应产物为AUP；

煤加氢直接液化反应过程或其进料***会使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；

表5为煤加氢直接液化反应条件汇总表；

使用3台串联操作的强制循环悬浮床反应器AUE01、AUE02、AUE03，每台反应器内的上部空间布置内置式气液-液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回各自反应器入口形成液体循环，液体循环量为煤浆总量的2.0～2.2倍；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；

煤加氢直接液化过程AU最终反应产物AUP温度为460℃，注入冷却油和冷氢降低温度至 410℃后进入热高压分离器ATHPS；

③在煤加氢液化反应产物AUP的分离部分，使用热高压分离器ATHPS，在温度为410℃、压力为18～20MPa的条件下，分离煤加氢液化反应产物AUP得到热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V；

收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分AFRAC使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程A-CRU，得到供氢溶剂油AUDS，去油煤浆配制过程AM和其它用点；得到约60吨/时的液化残渣，去残渣成型。

在分离过程AF，回收煤加氢直接液化反应产物AUP，得到氢气体积浓度为85～88％的富氢气物流AUH，返回煤加氢直接液化反应过程循环使用，氢气的提浓方式为膜分离提纯。

在分离过程AF，回收煤加氢直接液化反应产物AUP，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤液化生成油馏分油AFD，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣 AFK；

部分煤液化生成油馏分油AFD作为物流AFD1，用作供氢溶剂前身烃MFB；

在加氢稳定反应过程MR，供氢溶剂前身烃MFB进行加氢稳定反应完成芳烃分子的部分芳环饱和反应MRR转化为加氢稳定反应产物MRP；

回收加氢稳定反应产物MRP，得到供氢溶剂DS；

至少一部分供氢溶剂DS进入煤加氢直接液化反应过程用作供氢溶剂LCF-DS，供氢溶剂 LCF-DS与煤粉配制为煤浆LCF使用；

供氢溶剂DS，是含供氢溶剂的液相物流，主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成。

煤加氢液化反应过程AU、液化油分馏部分AFRAC、液化油溶剂油加氢稳定过程，作为总***的煤液化油收率为48％(对原料煤粉)即120吨/时，是常规沸点C₃～380℃的烃馏分，其中液化气收率为4.0％(对原料煤粉)即8.0吨/时、石脑油收率为11.5％(对原料煤粉)即 23.0吨/时、柴油收率为32.5％(对原料煤粉)即65.0吨/时。

在上述总***中，供氢溶剂量为煤粉的1.22倍即244.0吨/时，溶剂油加氢稳定过程生产供氢溶剂的进料油约243.5吨/时，是存在于总***中的循环油。

煤浆的煤：油重量比例为45.05∶54.95，这样稠煤浆的供氢溶剂用量为配煤的122.0％。

实施例一

采用本发明，将对照例中的各级煤加氢直接液化反应器，按照1台反应器为一个反应段的概念，这样3个串联操作的反应级上，每级使用2台直径为3.40米、筒节长度为23米的并联耦合式反应器代替之，本发明的优点在于：

①第一反应级，由2台并联耦合式反应器组成，每台反应器接收50％的新鲜煤浆原料；

②第二、第三反应级，由2台并联耦合式反应器组成，形成“一个反应器接收上游气液产物为下进料、另一个反应器接收上游液相产物为下进料，接收上游液相产物为下进料的反应器，避免了上游绝大部分气相产物的介入，通过使用纯氢气物料，气相氢气浓度可到88～ 90％，氢气分压高达16.7MPa，提高了4.0MPa，其效果是惊人的，利于提高煤液化率、降低气体产率、热缩合物产率。

上游液相产物，是来自上级反应器XAUE内顶部收集杯排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物，通常经过循环泵加压后输送，也可靠压差自流。

实施例二

基于实施例一，第一反应级，由2台并联耦合式反应器组成，2台反应器的原料煤浆是煤浓度不同的煤浆，分别即煤浓度为45％的稀煤浆和煤浓度为55～60％的稠煤浆，但是2台反应器接受的新鲜煤料(不是煤浆)总量相同，控制各自最佳的反应条件并实现近视等同的液化转化率，也可方便地控制各路煤浆预热过程，利于实现降低配浆溶剂油总量的目标。

按照需要调节反应器直径。

高压稀煤浆预热过程，采用加热炉加热达到430℃的方法。

高压稠煤浆预热过程，先经加热炉加热达到250℃，然后与温度为465℃的循环煤浆混合的方式使混合料温度达到430℃开始反应。

实施例三

基于实施例一，在第二反应级，每台反应器添加50吨/时的石油基重油F100进行煤油共炼，石油基重油的以沸点530℃为基准的轻质化裂化转化率大于85％。

表6为石油基重油F100的分析数据汇总表。

实施例四

基于对照例，加工400万吨/年煤的煤液化油的工厂，煤加氢直接液化反应过程AU，采用3台煤液化反应器串联操作时，其煤液化反应器内部直径需要7000毫米，这是目前的加氢反应器制备技术无法实现的，按照常规技术，需要建设2条生产线，每条生产线加工200万吨/年煤生产约100万吨/年煤液化油，这样需要6套带循环泵的设置顶部液料收集杯的加氢反应器***，需要使用6台循环泵。

采用本发明，设立三段耦合式反应段，每段使用2台并联反应器共使用6台加氢反应器，但是仅需3台循环泵，与常规技术方案相比，取消了3台循环泵，简化了3台反应器的内部结构，节省投资和简化操作的效果是明显的。

实施例五

基于实施例四，加工400万吨/年煤生产约200万吨/年煤液化油的工厂，加氢稳定反应过程MR，其加氢稳定反应器内部直径需要7000毫米，这是目前的加氢反应器制备技术无法实现的，按照常规技术，需要建设2条生产线，这样需要2套带循环泵的设置顶部液料收集杯的加氢反应器***，需要使用2台循环泵。

采用本发明，设立单段耦合式反应***，使用2台并联反应器共使用2台加氢反应器，但是仅需1台循环泵，与常规技术方案相比，取消了1台循环泵，简化了1台反应器的内部结构，节省投资和简化操作的效果是明显的。

表1煤直接液化反应过程AU原料煤的性质

表2煤直接液化反应过程AU溶剂油的性质

表3煤直接液化反应过程AU的催化剂性质

序号	项目	数据	备注
				1	活性组分	纳米级FeOOH
2	载体	部分原料煤
				3	添加量，(Fe/干煤)，wt％	1.00
4	粉煤担载型催化剂的Fe含量，wt％	5.6±0.5	高锰酸钾滴定法
				5	粉煤担载型催化剂的粒度，wt％		激光粒度法
	≤74μm	≥80
					＞74μm	＜20
6	催化剂含水，wt％	≤4	重量法

表4煤直接液化反应过程AU的助催化剂性质

表5煤加氢直接液化反应条件汇总表

表6石油基重油F100的分析数据汇总表

序号	项目	科威特渣油
			1	减压馏程，℃	＞538℃
2	密度(20℃)，kg/m<sup>3</sup>	1.0273
			3	API	5.8
4	总硫，％	5.11
			5	兰氏残炭，％	21.90
6	镍，ppm	34
			7	钒，ppm	116

Claims

1.用2台并联耦合式反应器***的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含至少一个用2台并联耦合式反应器组成的反应段；反应段段号记为DRN；

2.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在DRN反应段，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，每台反应器加工至少一路含油煤浆液料的物料和/或含煤液化中间产物液料的物料和/或含烃液料；反应器NBRE上部产物混入NARE内自产物料后，在NARE内顶部脱液空间完成至少部分脱液后得到收集杯排出的收集液和其它产物。

3.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在DRN反应段，在NARE内顶部空间布置的顶部液体收集杯完成部分脱液得到收集液，至少一部分收集液经共用的一台液料循环泵加压后向两台反应器NARE、NBRE循环供料。

4.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，DRN反应段使用的煤基碳氢料加氢反应器为上流式反应器，其操作方式，选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床与沸腾床组合反应器；

④上流式膨胀床；

⑤上流式固定床。

5.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

所述煤基碳氢料，选自下列中的1种或几种：

6.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料，是基于煤加氢直接液化反应生成油的蒸馏油，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行加氢稳定反应得到富含供氢烃的加氢稳定反应产物，生产煤加氢直接液化反应过程需要的供氢溶剂油；

煤基碳氢料加氢反应过程RU，第一反应段使用2台并联耦合式反应器组成的反应段，第一反应段的2台反应器加工至少一路煤基碳氢料。

7.根据权利要求6所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

加氢稳定反应产物中的常规沸点高于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。

8.根据权利要求6所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

加氢稳定反应产物中的常规沸点高于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。

9.根据权利要求6所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，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，气液比为300～1000NL/kg。

10.根据权利要求1所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料是油煤浆或煤液化中间产物液料，在煤基碳氢料加氢反应过程RU进行煤加氢直接液化反应；

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的任意用2台并联耦合式反应器组成的反应段记为反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，反应段DRN的2台反应器加工至少一路油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，每台反应器加工至少一路含油煤浆液料的物料和/或含煤液化中间产物液料的物料和/或含烃液料，反应器NARE、NBRE为上流式膨胀床反应器；反应器NBRE顶部产物进入反应器NARE内与NARE内自产物料混合后进入NARE的顶部空间，NARE内顶部空间布置的顶部液体收集杯完成部分脱液得到收集液和其它产物，至少一部分收集液经煤浆循环泵加压后向NARE、NBRE循环供料；自反应器NARE排出的产物NP是包含反应器NARE产物和反应器NBRE产物的混合物料，存在或者不存在自反应器NARE排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物。

11.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，包含液相物料串联操作的至少2个反应段，第一反应段为用2台并联耦合式反应器组成的反应段，煤基碳氢料加氢反应过程RU的流程方式，选自下列中的1种或几种：

设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床煤加氢直接液化反应器2ARE，第一反应段产物液料1ALPA作为下进料进入反应器2ARE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2ARE-RP排出反应器2ARE；

同时，第一反应段的含气液相的产物1NTP作为上进料进入反应器2ARE上部，与反应器2ARE内物料混合接触；

回收第二反应段反应产物；

第二反应段，使用2台并联耦合式反应器2ARE、2BRE，其中一台反应器以第一反应段气液相产物1NTP为上进料、以第一反应段液料产物1ALPX为下进料，另一台反应器以液料产物1ALPY为下进料；

回收第二反应段反应产物；

回收第三反应段反应产物；

12.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，任意用2台并联耦合式反应器组成的反应段记为反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，存在自反应器NARE内顶部液体收集杯排出的重量上主要由含固液料组成的液料产物。

13.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，加工非煤基重油。

14.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，一台反应器加工油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器加工非煤基重油或非煤基重油的加氢转化物液料。

15.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，加工非煤基重油；

16.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，一台反应器加工固体浓度为CA的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器加工固体浓度为CB的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，固体浓度CA与CB相同或不同。

17.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，原料煤的无水无灰基组分的转化率为70～98％。

18.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，在加工煤浆原料的同时，加工非煤基重油，非煤基重油的加氢热裂化反应转化率为40～90％。

19.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU的反应段DRN，使用2台并联耦合式反应器NARE、NBRE，一台反应器加工固体浓度为CA的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，另一台反应器加工固体浓度为CB的油煤浆液料和/或煤液化中间产物液料，固体浓度为CA与CB的绝对差额为5～35％。

20.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，同时加工稀煤浆和稠煤浆，稀煤浆的煤浓度CA为35～50％，稠煤浆的煤浓度CB为50～70％。

21.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，同时加工稀煤浆F1和稠煤浆F2，稠煤浆F2的重量流量F2-W与稀煤浆F1的重量流量F1-W的比值为浆浆比K100，K100＝F2-W/F1-W，K100为0.01～1.0。

22.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，以全部进料计算，供氢溶剂DS的重量与煤粉的重量之比为0.5～2.0。

23.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，煤粉经历的煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液比为300～2500Nm³/t，煤加氢直接液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间为0.5～4小时。

24.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，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；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。

25.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，使用的煤加氢直接液化催化剂，是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。

26.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。

27.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，全部含液态烃的原料中至少一路原料含有供氢剂，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。

28.根据权利要求10所述的煤基碳氢料加氢反应过程，其特征在于：

在煤基碳氢料加氢反应过程RU，原料煤浆中包含的至少一部分配浆溶剂油，选自下列物料中的1种或几种：

⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。