CN110003949B - 一种供氢溶剂的生产装置及制备方法 - Google Patents
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Abstract
本申请涉及一种供氢溶剂的生产装置及制备方法，所述生产装置包括供氢单元、原料油供给单元、加氢反应单元、分离单元及汽提塔；所述制备方法包括如下步骤：原料油加热后与氢气混合，加氢反应后气液分离，得到加氢底油；分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔中上部进料，底油重组分由所述汽提塔中部进料；汽提底油轻组分与底油重组分，在汽提塔塔底得到供氢溶剂油。所得供氢溶剂的供氢指数高达20.82，供氢能力强；所述供氢溶剂制备方法的工艺流程简单，通过控制氢油比、反应温度、反应压力、空速等操作参数，防止供氢溶剂的过饱和，且供氢溶剂的收率高达88.64％。
Description
技术领域
本发明属于煤化工领域，涉及一种供氢溶剂，尤其涉及一种供氢溶剂的生产装置及制备方法。
背景技术
供氢溶剂工艺是煤与预加氢的供氢溶剂进行直接反应的液化工艺，供氢溶剂的作用是使煤分散在煤浆中，并把煤流态化输送通过反应***，并提供活性氢对煤进行加氢反应，供氢溶剂能够将煤溶解，并防止煤热解产生的自由基碎片缩聚，从而提高煤液化油的收率；供氢溶剂能够溶解气相氢，使氢分子向煤或催化剂表面扩散；供氢溶剂还能够向自由基碎片直接供氢或传递氢。
供氢能力高的供氢溶剂，可以促进煤的转化，从而增加煤直接液化油的收率，还有利于煤浆的制备、输送和流动性。现有的研究表明，部分氢化的多环芳烃(如四氢萘、二氢菲、二氢蒽、四氢蒽)具有很强的供氢能力，饱和烃不具备或具有很弱的供氢能力。生产一种供氢能力强的供氢溶剂，有利于提高重质油或者煤沥青的转化率，提高轻质油品收率。
CN 101370914 A公开了一种褐煤直接液化循环溶剂的加氢方法，主要特点在于在缓和的工艺条件下实现煤液化溶剂的不完全饱和加氢，提高溶剂的供氢量。CN 1587351 A的煤直接液化工艺中，煤液化油经过加氢稳定后，脱除大部分硫、氮和氮杂原子，更重要的对芳烃进行部分加氢饱和，提高循环溶剂的供氢能力。但由于煤直接液化生产的煤液化油中含有部分饱和烃，经过加氢处理后饱和烃含量进一步提高，约占循环供氢溶剂30％左右，这部分饱和烃在煤直接液化过程中不具有或具有很弱的供氢能力，从而影响了煤的转化率和油收率。
采用现有工艺制得的循环供氢溶剂中含有较高含量的饱和烃，这导致制得的循环供氢溶剂的供氢能力较差，因此，提供一种供氢能力强的供氢溶剂及其生产装置及方法，对于煤液化工艺具有重要的意义。
发明内容
本发明的目的在于提供一种供氢溶剂的生产装置及制备方法，本发明提供的供氢溶剂的供氢指数达到20.82，供氢能力强；本发明提供的生产装置结构简单，设备投资低；本发明提供的供氢溶剂制备方法的工艺流程简单，通过热高压分离器、热低压分离器的设置防止供氢溶剂的过饱和，且供氢溶剂的收率高达88.64％。
为达到此发明目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种供氢溶剂的生产装置，所述装置包括供氢单元、原料油供给单元、加氢反应单元、分离单元及汽提塔。
所述原料油供给单元包括依次连接的原料油储罐、原料油输送泵、换热器。
所述供氢单元包括氢气加热炉，所述氢气加热炉的出口与加氢反应单元的入口相连，氢气加热炉与加氢反应单元入口之间的连接管路还与所述换热器的出口相连。
所述分离单元包括第一分离器与第二分离器，所述第一分离器设置有顶部出气口与第一底部出料口，第一底部出料口与所述第二分离器的入口连接；所述第二分离器设置有顶部出料口与第二底部出料口，所述顶部出料口与第二底部出料口分别独立地与所述汽提塔连接。
所述加氢反应单元包括至少一个加氢反应器，所述加氢反应器之间串联连接，最后一个加氢反应器的出口经过所述换热器后与所述第一分离器的入口连接。
本发明中原料油供给单元中的原料油在原料油输送泵的作用下流经换热器，加热后与氢气加热炉流出的氢气混合，并一同进入加氢反应器中进行反应，反应结束后的高温混合物流经换热器用于加热原料油，降温后的高温混合物在第一分离器中气液分离，气体由顶部出气口排出，加氢底油由第一分离器的底部出料口流入第二分离器，并在第二分离器中分馏为底油轻组分与底油重组分，其中，底油轻组分由汽提塔中上部进料，底油重组分由汽提塔中部进料，汽提塔底部通入过热蒸汽用于汽提底油轻组分与底油重组分，并于汽提塔底部得到供氢溶剂。
优选的，所述加氢反应单元包括2-5个加氢反应器，例如可以是2个、3个、4个或5个，优选为2个加氢反应器。增多加氢反应器可以提高原料油的转化率，但会使加氢反应成本成倍增加。在考虑加氢反应成本的前提下，本发明通过控制加氢反应的温度、压力、氢气与原料油的体积比以及反应时的液时空速，使原料油的转化率较高，最终所得加氢溶剂的供氢指数高。
优选地，所述加氢反应器为固定床反应器。
优选地，所述第一分离器为热高压分离器。本发明中由加氢反应器中流出的混合物在热高压分离器中气液分离，多余的氢气由热高压分离器的顶部出气口排出，防止过多氢气使加氢溶剂过饱和，同时也增加了加氢溶剂的收率。
优选地，所述第二分离器为热低压分离器。第一分离器中流出的加氢底油进入热低压分离器中进行分馏，所得底油轻组分进入汽提塔上部，所得底油重组分进入汽提塔中部。
优选地，所述汽提塔顶部还设置有汽提塔回流罐。
本发明中汽提塔顶部气相流入汽提塔回流罐并在汽提塔回流罐内气液分离，不凝气由汽提塔回流罐顶部流出，水相由汽提塔回流罐底部流出，轻质油相一部分回流至汽提塔顶部以提高加氢溶剂的产率，另一部分由轻质油相出口排出。
优选地，所述装置还设置有氢气回收单元，所述氢气回收单元包括依次连接的空冷器、气液分离器以及压缩机，所述空冷器的入口与所述第一分离器的顶部出气口连接，所述压缩机的气体出口与氢气加热炉的入口连接。
高温气相由第一分离器的顶部出气口流出，经空冷器冷却后进入气液分离器，水相与轻质油相由气液分离器底部流出，所得氢气经压缩机加压后进入氢气加热炉加热，然后与原料油混合。
优选地，所述气液分离器的水相出口与所述汽提塔回流罐的水相出口连接。
优选地，所述气液分离器的轻质油相出口与所述汽提塔回流罐的轻质油相出口连接。
第二方面，本发明提供了一种应用如第一方面所述的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)混合加热后的原料油与氢气，加氢反应后气液分离，得到加氢底油；
(2)分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔上部进料，底油重组分由所述汽提塔中部进料；
(3)汽提底油轻组分与底油重组分，在汽提塔塔底得到供氢溶剂油。
优选的，步骤(1)所述原料油为煤焦油馏分，优选为煤焦油在250-420℃的馏分，例如可以是250℃、260℃、270℃、280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、370℃、380℃、390℃、400℃、410℃或420℃时的馏分，优选为300-350℃的馏分。
优选的，步骤(1)所述原料油与氢气混合后的温度为150-300℃，例如可以是150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、260℃、270℃、280℃、290℃或300℃，优选为200-250℃。
优选地，所述氢气与原料油的体积比为(1000-3000):1，例如可以是1000:1、1500:1、2000:1、2500:1或3000:1，优选为(1500-3000):1。
优选地，步骤(1)所述加氢反应的温度为180-380℃，例如可以是180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、260℃、270℃、280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、370℃或380℃，优选为200-380℃。
优选地，所述加氢反应的压力为12-20MPa，例如可以是12MPa、13MPa、14MPa、15MPa、16MPa、17MPa、18MPa、19MPa或20MPa，优选为12-18MPa。
优选地，所述加氢反应的液时空速为0.2-1.2h-1，例如可以是0.2h-1、0.3h-1、0.4h-1、0.5h-1、0.6h-1、0.7h-1、0.8h-1、0.9h-1、1h-1、1.1h-1或1.2h-1，优选为0.2-1.0h-1。
本发明加氢反应时所用加氢催化剂为本领域技术人员常用的催化剂，例如可以是含铂、钯与镍的催化剂，在此不在赘述，本领域的技术人员可以根据工艺需要进行合理地选择。
优选地，步骤(1)所述气液分离的压力为10-18MPa，例如可以是10MPa、11MPa、12MPa、13MPa、14MPa、15MPa、16MPa、17MPa或18MPa，优选为10-16MPa。
优选地，所述气液分离的温度为250-300℃，例如可以是250℃、260℃、270℃、280℃、290℃或300℃，优选为260-290℃。
优选地，步骤(2)所述分馏的压力为0.1-0.5MPa，例如可以是0.1MPa、0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa、0.35MPa、0.4MPa、0.45MPa或0.5MPa，优选为0.25-0.35MPa。
优选地，所述分馏的温度为250-300℃，例如可以是250℃、260℃、270℃、280℃、290℃或300℃，优选为260-290℃。
优选地，步骤(3)所述汽提为使用过热蒸汽汽提。
优选地，所述过热蒸汽的温度为300-400℃，例如可以是300℃、310℃、320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、370℃、380℃、390℃或400℃，优选为330-360℃。
优选地，所述过热蒸汽的流量为200-2000Kg/h，例如可以是200、500、1000、1500Kg/h或2000Kg/h，优选为400-1000Kg/h。
优选地，所述方法还包括步骤(1)后回收气液分离所得气体中的氢气的步骤：气体降温后进行气液分离，气液分离后得到的氢气经加热后与步骤(1)中的原料油混合。
气体降温后产生水相、轻质油相与不凝气，其中不凝气为氢气。
优选地，所述气体降温后的温度为45-55℃，例如可以是45℃、48℃、50℃、52℃或55℃。
优选地，所述气液分离的压力为2-4MPa，例如可以是2MPa、2.5MPa、3MPa、3.5MPa或4MPa，优选为2.5-3.5MPa。
优选地，所述气液分离的温度为250-300℃，例如可以是250℃、260℃、270℃、280℃、290℃或300℃，优选为260-290℃。
作为本发明第二方面提供方法的优选技术方案，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为150-300℃，氢气与原料油的体积比为(1000-3000):1，180-380℃、12-20MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.2-1.2h-1，加氢反应后于10-18MPa、250-300℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至45-55℃后于2-4MPa、250-300℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.1-0.5MPa、250-300℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔上部进料，底油重组分由所述汽提塔中部进料；
(3)使用300-400℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为200-2000Kg/h，在汽提塔塔底得到供氢溶剂。
相对于现有技术，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明提供的供氢溶剂的供氢指数可达20.82，供氢能力强；
(2)本发明提供的生产装置结构简单，氢气的利用率高，且设备投资低，加氢溶剂的生产成本低；
(3)本发明提供的供氢溶剂制备方法的工艺流程简单，通过控制氢油比、反应温度、反应压力、空速等操作参数，防止了供氢溶剂的过饱和，供氢溶剂的收率高达88.64％。
附图说明
图1为本发明实施例1提供的生产供氢溶剂的装置的示意图；
图2为本发明实施例2提供的生产供氢溶剂的装置的示意图；
图3为本发明实施例3提供的成产供氢溶剂的装置的示意图。
其中：1，原料油储罐；2，氢气加热炉；3，原料油输送泵；4，换热器；5，固定床反应器；6，热高压分离器；7，热低压分离器；8，汽提塔；9，汽提塔回流罐；10，空冷器；11，气液分离器；12，压缩机。
具体实施方式
下面通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。
实施例1
本实施例提供了一种生产供氢溶剂的装置，所述装置的示意图如图1所示，包括供氢单元、原料油供给单元、加氢反应单元、分离单元及汽提塔8。
所述原料油供给单元包括依次连接的原料油储罐1、原料油输送泵3、换热器4；
所述供氢单元包括氢气加热炉2，所述氢气加热炉2的出口与加氢反应单元的入口相连，氢气加热炉2与加氢反应单元入口之间的连接管路还与所述换热器4的出口相连；
所述分离单元包括热高压分离器6与热低压分离器7，所述热高压分离器6设置有顶部出气口与第一底部出料口，第一底部出料口与所述热低压分离器7的入口连接；所述热低压分离器7设置有顶部出料口与第二底部出料口，所述顶部出料口与第二底部出料口分别独立地与所述汽提塔8连接；
所述加氢反应单元包括两个固定床反应器5，所述固定床反应器5之间串联连接，最后一个固定床反应器5的出口经过所述换热器4后与所述热高压分离器6的入口连接。
原料油储罐1中的原料油在原料油输送泵3的作用下流经换热器4，在加热后与氢气加热炉2流出的氢气混合，并一同进入固定床反应器5中进行反应，反应结束后的高温混合物流经换热器4用于加热原料油，降温后的高温混合物在热高压分离器6中气液分离，气体由顶部出气口排出，加氢底油由第一底部出料口流入热低压分离器7，并在热低压分离器7中分馏为底油轻组分与底油重组分，其中，底油轻组分由汽提塔8上部进料，底油重组分由汽提塔8中部进料，汽提塔8底部通入过热蒸汽用于汽提底油轻组分与底油重组分，并于汽提塔8底部得到加氢溶剂。
实施例2
本实施例提供了一种生产供氢溶剂的装置，所述装置的示意图如图2所示，除汽提塔8顶部还设置有汽提塔回流罐9外，其余均与实施例1相同。
原料油储罐1中的原料油在原料油输送泵3的作用下流经换热器4，在加热后与氢气加热炉2流出的氢气混合，并一同进入固定床反应器5中进行反应，反应结束后的高温混合物流经换热器4用于加热原料油，降温后的高温混合物在热高压分离器6中气液分离，气体由顶部出气口排出，加氢底油由第一底部出料口流入热低压分离器7，并在热低压分离器7中分馏为底油轻组分与底油重组分，其中，底油轻组分由汽提塔8上部进料，底油重组分由汽提塔8中部进料，汽提塔8底部通入过热蒸汽用于汽提底油轻组分与底油重组分，并于汽提塔8底部得到加氢溶剂。
汽提塔8顶部气相流入汽提塔回流罐9并在汽提塔回流罐9内气液分离，不凝气由汽提塔回流罐9顶部排出，水相由汽提塔回流罐9底部流出，轻质油相一部分回流至汽提塔8顶部以提高加氢溶剂的产率，另一部分由轻质油相出口排出。
实施例3
本实施例提供了一种生产供氢溶剂的装置，所述装置的示意图如图3所示，与实施例2相比，实施例3提供的装置中还设置有氢气回收单元，所述氢气回收单元包括依次连接的空冷器10、气液分离器11以及压缩机12，所述空冷器10的入口与所述热高压分离器6的顶部出气口连接，所述压缩机12的气体出口与氢气加热炉2的入口连接，所述气液分离器11的水相出口与所述汽提塔回流罐9的水相出口连接，轻质油相出口与所述汽提塔回流罐9的轻质油相出口连接。
原料油储罐1中的原料油在原料油输送泵3的作用下流经换热器4，在加热后与氢气加热炉2流出的氢气混合，并一同进入固定床反应器5中进行反应，反应结束后的高温混合物流经换热器4用于加热原料油，降温后的高温混合物在热高压分离器6中气液分离，气体由顶部出气口排出，加氢底油由第一底部出料口流入热低压分离器7，并在热低压分离器7中分馏为底油轻组分与底油重组分，其中，底油轻组分由汽提塔8上部进料，底油重组分由汽提塔8中部进料，汽提塔8底部通入过热蒸汽用于汽提底油轻组分与底油重组分，并于汽提塔8底部得到加氢溶剂。
由热高压分离器6顶部出气口排出的气体经空冷器10降温后进入气液分离器11，并在气液分离器11中分为不凝气、水相与轻质油相，不凝气经过压缩机12压缩后进入氢气加热炉2进行加热，然后与原料油混合，水相与汽提塔回流罐9流出的水相混合后排出，轻质油相与汽提塔回流罐9流出的轻质油相混合后排出。
汽提塔8顶部气相流入汽提塔回流罐9并在汽提塔回流罐9内气液分离，不凝气由汽提塔回流罐9顶部排出，水相由汽提塔回流罐9底部流出，轻质油相一部分回流至汽提塔8顶部以提高加氢溶剂的产率，另一部分由轻质油相出口排出。
对比例1
本对比例提供了一种生产供氢溶剂的装置，与实施例3相比，对比例1提供的装置中没有设置分离单元与氢气回收单元，最后一个固定床反应器5的出口经过所述换热器4后与汽提塔8的中部连接。
原料油储罐1中的原料油在原料油输送泵3的作用下流经换热器4，在加热后与氢气加热炉2流出的氢气混合，并一同进入固定床反应器5中进行反应，反应结束后的高温混合物流经换热器4用于加热原料油，降温后的高温混合物由汽提塔8中部进料，汽提塔8底部通入过热蒸汽用于汽提底油轻组分与底油重组分，并于汽提塔8底部得到加氢溶剂。
汽提塔8顶部气相流入汽提塔回流罐9并在汽提塔回流罐9内气液分离，不凝气由汽提塔回流罐9顶部排出，水相由汽提塔回流罐9底部流出，轻质油相一部分回流至汽提塔8顶部以提高加氢溶剂的产率，另一部分由轻质油相出口排出。
以煤焦油300-350℃的馏分为例，以其为原料油制备供氢溶剂，原料油的芳碳率为50.0％，供氢指数为13.25。
应用例1
本应用例提供了一种应用实施例3提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为220℃，氢气与原料油的体积比为2000:1，220℃、16MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.6h-1，加氢反应后于14MPa、280℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至50℃后于3MPa、280℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.3MPa、280℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔8上部进料，底油重组分由所述汽提塔8中部进料；
(3)使用350℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为700Kg/h，在汽提塔8塔底得到供氢溶剂。
应用例2
本应用例提供了一种应用实施例3提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为250℃，氢气与原料油的体积比为2500:1，250℃、18MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为1h-1，加氢反应后于16MPa、290℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至52℃后于3.5MPa、290℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.35MPa、290℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔8上部进料，底油重组分由所述汽提塔8中部进料；
(3)使用360℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为1000Kg/h，在汽提塔8塔底得到供氢溶剂。
应用例3
本应用例提供了一种应用实施例3提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为200℃，氢气与原料油的体积比为1500:1，200℃、14MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.4h-1，加氢反应后于12MPa、260℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至48℃后于2.2MPa、260℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.25MPa、260℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔8上部进料，底油重组分由所述汽提塔8中部进料；
(3)使用330℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为400Kg/h，在汽提塔8塔底得到供氢溶剂。
应用例4
本应用例提供了一种应用实施例3提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为300℃，氢气与原料油的体积比为3000:1，300℃、20MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为1.2h-1，加氢反应后于18MPa、300℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至55℃后于4MPa、300℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.5MPa、300℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔8上部进料，底油重组分由所述汽提塔8中部进料；
(3)使用400℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为2000Kg/h，在汽提塔8塔底得到供氢溶剂。
应用例5
本应用例提供了一种应用实施例3提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为150℃，氢气与原料油的体积比为1000:1，150℃、12MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.2h-1，加氢反应后于10MPa、250℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至45℃后于2MPa、250℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.1MPa、250℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔8上部进料，底油重组分由所述汽提塔8中部进料；
(3)使用300℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为200Kg/h，在汽提塔8塔底得到供氢溶剂。
对比应用例1
本对比应用例提供了一种应用对比例1提供的生产供氢溶剂的装置制备供氢溶剂的方法，所述方法包括如下步骤：
(I)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为220℃，氢气与原料油的体积比为2000:1，220℃、16MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.6h-1，得到加氢油；
(II)使用350℃的过热蒸汽汽提加氢油，过热蒸汽的流量为700Kg/h，在汽提塔塔底得到供氢溶剂。
对应用例1-5以及对比应用例1得到的供氢溶剂进行分析，所得供氢溶剂的芳碳率、供氢溶剂收率与供氢指数如表1所示，其中供氢指数为每1g供氢溶剂中环烷基芳烃上环烷基β位活性氢的mg数。
表1
由表1可知，以煤焦油在300-350℃的馏分为原料油制备供氢溶剂为例，原料油的芳碳率为50.0％，供氢指数为13.25，应用本申请实施例3提供的装置以及本申请应用例1-5提供的方法制备得到的供氢溶剂的供氢指数均在20以上，最高值为20.82，且供氢溶剂的收率高达88.64％。
对比应用例1中应用对比例1提供的装置生产供氢溶剂，对比例1提供的装置与实施例3提供的装置相比，没有设置分离单元与氢气回收单元，最后一个固定床反应器的出口经过换热器后与汽提塔的中部连接。由于缺乏氢气回收单元，氢气无法与加氢底油充分分离，加氢过饱和，所得供氢溶剂的芳碳率低至38.2％，虽然最后得到的供氢溶剂的收率高达90.37％，但供氢指数也仅有17.63，作为供氢溶剂使用时供氢效果不理想。
综上所述，本发明所述供氢溶剂的供氢指数高达20.82，供氢能力强；所述供氢溶剂制备方法的工艺流程简单，通过控制氢油比、反应温度、反应压力、空速等操作参数，防止供氢溶剂的过饱和，且供氢溶剂的收率高达88.64％。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
Claims (35)
1.一种生产煤直接液化供氢溶剂的装置，其特征在于，所述装置包括供氢单元、原料油供给单元、加氢反应单元、分离单元及汽提塔；
所述原料油供给单元包括依次连接的原料油储罐、原料油输送泵、换热器；
所述供氢单元包括氢气加热炉，所述氢气加热炉的出口与加氢反应单元的入口相连，氢气加热炉与加氢反应单元入口之间的连接管路还与所述换热器的出口相连；
所述分离单元包括第一分离器与第二分离器，所述第一分离器设置有顶部出气口与第一底部出料口，第一底部出料口与所述第二分离器的入口连接；所述第二分离器设置有顶部出料口与第二底部出料口，所述顶部出料口与第二底部出料口分别独立地与所述汽提塔连接，所得底油轻组分进入汽提塔上部，所得底油重组分进入汽提塔中部；所述第一分离器为热高压分离器；所述第二分离器为热低压分离器；
所述加氢反应单元包括至少一个加氢反应器，所述加氢反应器之间串联连接，最后一个加氢反应器的出口经过所述换热器后与所述第一分离器的入口连接；
所述汽提塔顶部还设置有汽提塔回流罐；
所述装置还设置有氢气回收单元，所述氢气回收单元包括依次连接的空冷器、气液分离器以及压缩机，所述空冷器的入口与所述第一分离器的顶部出气口连接，所述压缩机的气体出口与氢气加热炉的入口连接；
所述气液分离器的水相出口与所述汽提塔回流罐的水相出口连接；所述气液分离器的轻质油相出口与所述汽提塔回流罐的轻质油相出口连接。
2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述加氢反应单元包括2-5个加氢反应器。
3.根据权利要求2所述的装置，其特征在于，所述加氢反应单元为2个加氢反应器。
4.根据权利要求3所述的装置，其特征在于，所述加氢反应器为固定床反应器。
5.一种应用权利要求1-4任一项所述的装置制备供氢溶剂的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：
(1)混合加热后的原料油与氢气，加氢反应后气液分离，得到加氢底油；
(2)分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔上部进料，底油重组分由所述汽提塔中部进料；
(3)汽提底油轻组分与底油重组分，在汽提塔塔底得到供氢溶剂油；
步骤(1)所述气液分离的压力为10-18MPa；
步骤(2)所述分馏的压力为0.1-0.5MPa；
所述方法还包括步骤(1)后回收气液分离所得气体中的氢气的步骤：气体降温后进行气液分离，气液分离后得到的氢气经加热后与步骤(1)中的原料油混合。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述原料油为煤焦油馏分。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述煤焦油馏分为煤焦油在250-420℃的馏分。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述煤焦油馏分为煤焦油在300-350℃的馏分。
9.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述原料油与氢气混合后的温度为150-300℃。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述原料油与氢气混合后的温度为200-250℃。
11.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述氢气与原料油的体积比为(1000-3000):1。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述氢气与原料油的体积比为(1500-3000):1。
13.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的温度为180-380℃。
14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的温度为200-380℃。
15.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的压力为12-20MPa。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的压力为12-18MPa。
17.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的液时空速为0.2-1.2h-1。
18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述加氢反应的液时空速为0.2-1.0h-1。
19.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述气液分离的压力为10-16MPa。
20.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述气液分离的温度为250-300℃。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述气液分离的温度为260-290℃。
22.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(2)所述分馏的压力为0.25-0.35MPa。
23.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(2)所述分馏的温度为250-300℃。
24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于，步骤(2)所述分馏的温度为260-290℃。
25.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(3)所述汽提为使用过热蒸汽汽提。
26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于，所述过热蒸汽的温度为300-400℃。
27.根据权利要求26所述的方法，其特征在于，所述过热蒸汽的温度为330-360℃。
28.根据权利要求25所述的方法，其特征在于，所述过热蒸汽的流量为200-2000Kg/h。
29.根据权利要求28所述的方法，其特征在于，所述过热蒸汽的流量为400-1000Kg/h。
30.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述回收气液分离所得气体中的氢气的步骤中气体降温后的温度为45-55℃。
31.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述回收气液分离所得气体中的氢气的步骤中气液分离的压力为2-4MPa。
32.根据权利要求31所述的方法，其特征在于，所述回收气液分离所得气体中的氢气的步骤中气液分离的压力为2.5-3.5MPa。
33.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述回收气液分离所得气体中的氢气的步骤中气液分离的温度为250-300℃。
34.根据权利要求33所述的方法，其特征在于，所述回收气液分离所得气体中的氢气的步骤中气液分离的温度为260-290℃。
35.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：
(1)原料油加热后与加热后的氢气混合，混合后的温度为150-300℃，氢气与原料油的体积比为(1000-3000):1，180-380℃、12-20MPa下进行加氢反应，加氢反应的液时空速为0.2-1.2h-1，加氢反应后于10-18MPa、250-300℃的条件下气液分离，液相为加氢底油，气相冷却至45-55℃后于2-4MPa、250-300℃的条件下气液分离，得到的氢气加热后与原料油混合；
(2)0.1-0.5MPa、250-300℃的条件下分馏加氢底油，底油轻组分由所述汽提塔上部进料，底油重组分由所述汽提塔中部进料；
(3)使用300-400℃的过热蒸汽汽提底油轻组分与底油重组分，过热蒸汽的流量为200-2000Kg/h，在汽提塔塔底得到供氢溶剂。
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