本發明涉及一種煤與重質油的共處理方法，具體來說，本發明將煤直接液化過程與重質油加氫裂化過程結合起來，從而實現煤和重質油在同一套裝置中生產清潔油品。
背景技術：
：2015年，中國原油加工量達到了5.22億噸，凈進口量為3.34億噸，原油對外依存度高達64％，預計到2020年原油進口量將達到5億噸，供需矛盾尖銳嚴重威脅國家能源安全。而中國擁有豐富的低變質煤炭資源，這些低變質煤反應活性高，通過煤直接液化技術可以將煤轉化成清潔車用燃料，是有效地緩解我國石油供需矛盾的重要途徑，目前，除了中國外，美國、德國、日本等都開發了各自的煤直接液化技術。但煤直接液化技術易存在循環溶劑油短缺的問題，一旦溶劑油出現短缺，則需要從柴油餾分中抽出部分重組分油來保證整個裝置的穩定運行，從而降低了產品油的收率，而且循環溶劑經過多次循環后，易出現輕質化現象，溶劑輕質化易造成煤粉沉降及其供氫性能下降，從而堵塞管線及反應器，影響整個裝置的穩定運行。為了改善或消除煤直接液化技術中溶劑油短缺的問題，提高產品油收率，在煤直接液化的基礎上，研究人員嘗試將煤直接液化需要的循環溶劑用重質油(如重質原油、渣油、催化裂化油漿、煤焦油等)替代，全部或部分取消循環溶劑，并取得了不錯的效果。與煤直接液化技術相比，煤油共煉技術存在油產率高、氫耗低、氫利用率高等優點。而且煤油共煉技術在使煤液化的同時，也能使重質油輕質化，因此，越來越受到研究者的重視。美國，德國、加拿大、日本、中國等相繼開發了多種煤油共煉技術。從目前公開的煤油共處理工藝來看，可以將煤油共煉分為兩大類：第一類是單程通過的煤油共煉工藝，該工藝的顯著特點是煤油共處理時不需要循環溶劑，其工藝流程如下：FCC油漿與煤制成油煤漿后進入反應器發生反應，然后通過分離設備得到粗油(＜500℃餾分)和固體殘渣，液化粗油全部進入固定床進行加氫精制與裂化來生產石腦油和柴油。第二類是循環回煉的煤油共煉工藝，該工藝的顯著特點是煤油共處理的過程中仍需要循環溶劑，其工藝流程如下：渣油、煤及循環溶劑制成油煤漿后進入反應器發生反應，然后通過分離設備得到液化全餾分油(初餾點-520℃餾分)和液化殘渣，液化生成油再進行加氫反應，然后通過分離設備分離成＜350℃餾分和＞350℃餾分，其中＞350℃餾分油作為循環溶劑，＜350℃餾分油則進一步深度加氫生產合格產品油。上述煤油共煉工藝技術雖然實現了煤和重質油的共同加工，但重質油的性質對煤油共處理結果影響較大：第一，重質油的性質直接影響配成油煤漿的性質。在單獨煤直接液化中，一般要求油煤漿的粘度在50-500mPa.s(80℃)，而渣油自身的粘度已經很高(參見表1典型數據)，用這種大粘度的重質油配制油煤漿時，一方面會大幅度降低油煤漿中煤粉的摻加比例，通常只能將油煤漿中煤粉的含量控制在30％-40％，從而降低了煤液化裝置處理煤的能力，降低了設備利用率；另一方面會大幅提高油煤漿的粘度，這種高粘度的油煤漿不利于泵的輸送，而且傳熱及傳質效果較差。第二，重質油的供氫能力會直接影響煤的液化效果。在煤油共處理過程中，重質油除了自身發生加氫裂化反應外，還需要為煤液化提供和轉移活性氫，研究發現，部分氫化芳烴及環烷烴有供氫能力，而鏈烷烴不具有供氫能力，因此，為了保證煤油共處理的效果，目前上述煤油共煉工藝所用的石油渣油大都選自芳烴及環烷烴含量較高的環烷基原油的渣油、中間-環烷基原油的渣油及其混合物，而石蠟基原油的渣油則通常被排除在外。實際上由于石蠟基原油的渣油含有大量的鏈烷烴，若其與煤進行共加工，得到的柴油的十六烷值會更高。如何降低重質油的粘度以使反應系統最大限度的處理煤和重質油，并在保證較高的轉化率的同時擴大對鏈烷烴含量較高的重質油的適用范圍，從而提高產品柴油的十六烷值，是本領域技術人員亟待解決的問題。現有技術中，主要通過熱裂化來降低重質油的粘度，但熱裂化溫度較高，一般在450-480℃，重質油容易出現結焦現象，使總體油收率降低，而且并未涉及如何提高重質油的供氫能力。因此，有必要開發一種新型的煤油共煉工藝，既能夠對各種重質油有良好的適應性，又能夠保證煤直接液化設備的利用率，同時還能夠盡可能多的生產燃料油。技術實現要素：本發明的主要目的在于，提供一種煤油共煉方法及其裝置，所要解決的技術問題是，降低煤油共煉中對重質油的選擇性、提高煤油共煉過程中煤粉的百分含量等，從而更加適于實用。本發明的目的及解決其技術問題是采用以下技術方案來實現的。依據本發明提出的一種煤油共煉方法，包括，油漿預處理：將重質油、未加氫循環溶劑以及第一催化劑混合，制成油漿，將所述的油漿進行第一加氫裂解反應，得到第一產物，將所述的第一產物分離，得到第一輕質餾分油和第一重質餾分油；煤油共煉：將所述的第一重質餾分油、煤粉、第二催化劑混合，制成油煤漿，將所述的油煤漿進行第二加氫裂解反應，得到第二產物，將所述的第二產物進行分離，得到第二輕質餾分油、第二重質餾分油和殘渣；溶劑油循環：將所述的第二重質餾分油作為未加氫循環溶劑，用于所述的油漿的制備；成品分離：將所述的第一輕質餾分油與所述的第二輕質餾分油進行第三加氫提質，得到第三產物，將所述的第三產物分離，得到液體燃料。本發明的目的及解決其技術問題還可采用以下技術措施進一步實現。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的重質油為煤焦油、原油和/或經過加工處理后的低附加值產品油。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的煤焦油包括中低溫煤焦油及其加工后的重餾分油、高溫煤焦油及其加工后的重餾分油；所述的原油為高金屬含量、高瀝青質含量的低品質石油或重油；所述石油煉制低附加值產品油為乙烯裂解焦油、催化裂化裝置中的澄清油、外甩油漿、重質循環油及其抽出芳烴等，與煤共煉時可以是上述重質油中的一種或兩種以上的組合。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的所述第一催化劑的金屬活性組分為Fe、Ni、Co、Mo、Ti、W中的一種或兩種以上的組合；所述第一催化劑的活性組分的質量為重質油的0.002-2％；所述的未加氫循環溶劑與重質油的質量之比為0∶1-6∶4。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述第二催化劑的金屬活性組分為Fe、Ni、Co、Mo、Ti、W中的一種或兩種以上的組合；所述的第二催化劑的活性組分的質量為煤粉的0.002-1％。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的第一加氫裂解反應的反應溫度為370-420℃，氫分壓為12-20MPa，氣液比為600-1200，空速為0.5-1.0h-1。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的第二加氫裂解反應的反應溫度為430-470℃，氫分壓為15-22MPa，氣液比為800-1500，空速為0.3-0.8h-1。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的第三加氫裂化反應的反應溫度為320-420℃。氫分壓為10-20MPa，空速為0.5-4.0h-1。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中，采用高溫分離器和低溫分離器將所述的第一產物進行分離，所述的高溫分離器的分離溫度為250-370℃，所述的低溫分離器的分離溫度為室溫。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的第一輕質餾分油的終餾點不超過350℃，所述的第一重質餾分油的初餾點大于350℃。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述的第一輕質餾分油的終餾點不超過250℃，所述的第一重質餾分油的初餾點大于250℃。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中，采用高溫分離器、低溫分離器、常壓蒸餾塔和減壓蒸餾塔將所述的第二產物進行分離，所述的第二輕質餾分油的餾程為：初餾點-350℃，所述的第二重質餾分油的餾程為：350-520℃，所述的殘渣的餾點大于520℃。優選的，前述的一種煤油共煉方法，其中所述油煤漿中煤粉的質量百分含量為40-50％，所述的煤粉的粒徑小于0.3mm，水分含量小于4.0％。本發明的目的及解決其技術問題還采用以下的技術方案來實現。依據本發明提出的一種煤油共煉裝置，根據上述的煤油共煉方法，所述的煤油共煉裝置包括油漿預處理裝置、煤油共煉裝置、溶劑油循環裝置和油品提質加工裝置，其中，油漿預處理裝置包括，油漿罐，預熱器，反應器，分離器；煤油共煉裝置包括，油煤漿罐，氫氣預熱器，油煤漿預熱器，漿態床反應器，分離器，蒸餾塔；油品提質加工裝置包括，固定床反應器，分離器，蒸餾塔，上述煤油共煉裝置的連接順序依次為油漿預處理裝置、煤油共煉裝置和油品提質加工裝置；所述的溶劑油循環管道的兩端分別連接油漿罐和煤油共煉裝置中的蒸餾塔。本發明的目的及解決其技術問題還可采用以下技術措施進一步實現。優選的，前述的一種煤油共煉裝置，其中所述油漿預處理裝置中的分離器為一個或兩個以上的高溫分離器，和，一個或兩個以上的低溫分離器；所述油漿預處理裝置中的反應器為漿態床或鼓泡床反應器，反應器的數量為1個或2個；優選的，前述的一種煤油共煉裝置，其中所述煤油共煉裝置中的分離器為高溫分離器和低溫分離器；所述的煤油共煉裝置中的反應器為兩個或兩個以上的上流式漿態床反應器。優選的，前述的一種煤油共煉裝置，其中所述煤油共煉裝置中的蒸餾塔依次為常壓蒸餾塔、減壓蒸餾塔，所述的常壓蒸餾塔與所述的固定床反應器相連接，所述的減壓蒸餾塔與所述的溶劑油循環管道相連接。借由上述技術方案，本發明一種煤油共煉方法及其裝置至少具有下列優點：1、本發明提供的煤油共煉方法，將其中的重質油先進行預加氫處理，大幅度降低了重質油的粘度，因此，在后續的煤油共煉階段，可以提供油煤漿中煤粉的質量百分含量，并且有利于保護煤油共處理裝置。本發明油煤漿中煤粉的質量百分含量大于40％。2、本發明重質油與未加氫循環溶劑通過預加氫，使體系中的芳烴變為部分氫化芳烴，提高了供氫能力，并將產物中含鏈烷烴較高的輕質油分離，僅用富含芳烴較多重質餾分油作為配制油煤漿的溶劑油，進一步提高了其供氫能力。3、本發明配置的油煤漿的溶劑油的沸點高于350℃，改善了溶劑油、油煤漿的高溫性能，同時也避免了液化生成的輕質餾分油的二次裂化，并且有利于對煤油共煉裝置的保護。因為在裂化過程中，除獲得低分子量烯烴外，還有因聚合、縮合等副反應，而生成比原料分子量更大的產物，如焦油等，焦油的產生容易造成煉油裝置的堵塞。上述說明僅是本發明技術方案的概述，為了能夠更清楚了解本發明的技術手段，并可依照說明書的內容予以實施，以下以本發明的較佳實施例并配合附圖詳細說明如后。附圖說明圖1是本發明中煤油共煉裝置示意圖。1為油漿罐，2為預熱器，3為反應器，4為高溫分離器，5為低溫分離器，6為油煤漿罐，7為氫氣預熱器，8為油煤漿預熱器，9為漿態床反應器，10為高溫分離器，11為低溫分離器，12為常壓蒸餾塔，13為減壓蒸餾塔，14為固定床反應器，15為分離器，16為蒸餾塔。具體實施方式為更進一步闡述本發明為達成預定發明目的所采取的技術手段及功效，以下結合附圖及較佳實施例，對依據本發明提出的一種煤油共煉方法及其裝置，其具體實施方式、結構、特征及其功效，詳細說明如后。在下述說明中，不同的“一實施例”或“實施例”指的不一定是同一實施例。此外，一或多個實施例中的特定特征、結構或特點可由任何合適形式組合。本發明提供一種煤油共煉方法。本發明提供的煤油共煉方法包括，油漿預處理：將重質油、未加氫循環溶劑以及第一催化劑混合，制成油漿，將所述的油漿進行第一加氫裂解反應，得到第一產物，將所述的第一產物分離，得到第一輕質餾分油和第一重質餾分油；煤油共煉：將所述的第一重質餾分油、煤粉、第二催化劑混合，制成油煤漿，將所述的油煤漿進行第二加氫裂解反應，得到第二產物，將所述的第二產物進行分離，得到第二輕質餾分油、第二重質餾分油和殘渣；溶劑油循環：將所述的第二重質餾分油作為未加氫循環溶劑，用于所述的油漿的制備；成品分離：將所述的第一輕質餾分油與所述的第二輕質餾分油進行第三加氫裂化反應，得到第三產物，將所述的第三產物分離，得到液體燃料。在煤油共處理過程中，若直接將煤粉與重質油混合處理，需要將油煤漿中的煤粉的質量百分含量控制在30-40％，因為，重質油的粘度較高，不利于加入過多的煤粉，由于重質油粘度的限制，降低了煤油共處理設備的利用率。現有技術中，采用熱裂化方法來降低重質油的粘度，但是，熱裂化過程是吸熱過程，所需溫度較高，重質油易出現結焦現象。本發明采用加氫裂化方法來降低重質油的粘度，并將裂化過程中產生的鏈烷烴及時分離出來，即進入后續煤油共煉過程中的油組分中主要為供氫能力較強的芳烴和環烷烴，提高了油煤漿中油組分的供氫能力。本發明得到的液體燃料為石腦油、航空煤油及柴油等。進一步的，本發明所述的重質油為煤焦油、原油和/或經過加工處理后的低附加值產品油。其中所述的煤焦油包括中低溫煤焦油及其加工后的重餾分油、高溫煤焦油及其加工后的重餾分油；所述的原油為高金屬含量、高瀝青質含量的低品質石油或重油；所述石油煉制低附加值產品油為乙烯裂解焦油、催化裂化裝置中的澄清油、外甩油漿、重質循環油及其抽出芳烴等，與煤共煉時可以是上述重質油中的一種或兩種以上的組合。采用本發明提供的煤油共煉方法，其重質油可以為含鏈烷烴較多的原油或低附加值產品油，例如石蠟基原油，在提高本發明煤油共煉裝置的利用率的前提下，得到了十六烷值更高的成品油。另外，本發明的重質油選用粘度較大(如煤焦油)、高金屬含量的原油等低品質油作為油組分，這些低品質油經本發明煤油共煉方法處理后，得到優質的成品油，因此，本發明也是一個將低品質油優質化的處理過程。進一步的，本發明所述的第一輕質餾分油的終餾點不超過250℃，所述的第一重質餾分油的初餾點大于250℃。本發明是一個煤油共煉方法，其中，分離得到的重質油經循環管道，再經加氫處理后，作為本發明中煤組分的溶劑油，因此，需要得到足夠量的溶劑油才能保證煤組分的處理速率(因為煤油共煉中，對煤組分和油組分的比例有要求)。現有技術中，將350℃以下的餾分作為輕質油。而本發明不能一味的采用這個溫度的節點，因為，當分離出來的輕質油較多，而重質油較少的情況下，得到的溶劑油量減少，進而影響煤組分的處理速率。因此，當分離出來的輕質油較多，而重質油較少的情況下，本發明將第一輕質油的終餾點調低至250℃，來得到更多的重質油，以保證煤組分的處理速率。本發明提供一種煤油共煉裝置。所述的煤油共煉裝置包括油漿預處理裝置、煤油共煉裝置、溶劑油循環裝置和油品提質加工裝置，其中，油漿預處理裝置包括，油漿罐，預熱器，反應器，分離器；煤油共煉裝置包括，油煤漿罐，氫氣預熱器，油煤漿預熱器，漿態床反應器，分離器，蒸餾塔；油品提質加工裝置包括，固定床反應器，分離器，蒸餾塔，上述煤油共煉裝置的連接順序依次為油漿預處理裝置、煤油共煉裝置和油品提質加工裝置，所述的溶劑油循環管道的兩端分別連接油漿罐和煤油共煉裝置中的蒸餾塔。如前述，本發明先將重質油進行加氫預處理后，再進行后續的煤油共煉過程。本發明的煤油共煉裝置包括油漿預處理裝置。并且，采用后續得到的餾程為350-520℃的重質油組分作為未加氫循環溶劑，提供了溶劑油和后續油煤漿的高溫性能，也避免了液化生成的輕質餾分油的二次裂化。實施例1本實施例提供了一種煤油共煉裝置及其共煉方法。本實施例中的油組分為減壓渣油，其性質見表1；本實施例中的煤組分為新疆地區的低價煙煤，其性質見表2。煙煤預處理：煤進行破碎至200目以下，然后對其干燥使其水分降至＜1％。油漿預處理：首先對減壓渣油進行單獨高壓釜加氫，減壓渣油加入量為45g，Fe系催化劑的加入量為0.7％，在氫初壓7Mpa，反應溫度420℃下進行加氫反應，反應時間1h，得到43.2g液相產物，對液相產物進行蒸餾切割，得到＞350℃餾分產物37.3g。煤油共煉：將＞350℃餾分產物與煤粉配成40％的油煤漿，Fe系催化劑的添加量為0.5％，在氫初壓10MPa，反應溫度450℃下反應2h，轉化率為96.2％，萃取油收率為83.64％。對比例1：將減壓渣油與煤直接配制成煤粉含量為40％的油煤漿，添加1％Fe系催化劑，在相同的反應條件下進行共處理反應，結果反應產物固液分離嚴重，固體產物縮成球狀。實施例2本實施例提供了一種煤油共煉裝置及其共煉方法。本實施例提供的煤油共煉裝置如圖1所示。本實施例中的油組分為減壓渣油，其性質見表1；本實施例中的煤組分為新疆地區的低價煙煤，其性質見表2。將煤通過破碎機破碎至3mm以下，然后對其干燥使其水分降至＜3％以下，再用球磨機將其磨至100目以下備用。重質油預處理過程中，反應溫度為410℃，反應壓力為16MPa，氣液比為1000，常壓渣油進料量為8kg/h，催化劑添加量為1％，通過加氫處理后得到輕質餾分油為2.8kg/h，重質餾分油為5.6kg/h。將重質餾分油與煤粉配制成煤粉濃度40％的油煤漿，油煤漿的進料量為8kg/h，在反應溫度450℃，反應壓力19MPa，氣液比1500條件下進行共處理反應，反應后輕質餾分油總收率為67.57％。對比例2：本對比例中，常壓渣油與煤粉及循環溶劑按1∶1.2∶0.8的比例配制成油煤漿，煤油共煉的反應條件：反應溫度450℃，反應壓力19MPa，氣液比1500條件下進行共處理反應。其他的，本對比例的原料和處理方法與實施例2相同。本對比例反應后輕質餾分油的收率為62.94％。表1重質油原料性質表2新疆某低階煙煤的性質表3煤油共處理連續實驗條件及結果煤油共煉實施例2對比例2溫度，℃450450壓力，MPa1919停留時間，h22氫油比，V/V15001500油煤漿粘度，mPa.s356.2520.8輕質餾分油產率，％67.5762.94水產率，％11.116.85氣產率，％7.928.84有機殘渣產率，％17.524.52合計，％104.1103.15從表3中我們可以看出，實施例2的油煤漿的粘度為356.2mPa.s，極大的小于對比例2油煤漿的粘度；另外，本發明實施例2得到的輕質餾分油產率為67.57％，大于對比例2的輕質餾分油產率。參照本發明權利要求書和說明書中指出的其他原料和反應條件，例如，其他重質油組分、其他催化劑組分、其他加氫裂解反應條件、各組分的質量百分含量等，均得到收率大于65％的輕質餾分油。本發明中所述的數值范圍包括此范圍內所有的數值，并且包括此范圍內任意兩個數值組成的范圍值。例如，“所述的第一加氫裂解反應的反應溫度為370-420℃”，此數值范圍包括370-420之間所有的數值，并且包括此范圍內任意兩個數值(例如：380、400)組成的范圍值(380-400)；本發明所有實施例中出現的同一指標的不同數值，可以任意組合，組成范圍值。本發明權利要求書和發明書中出現的技術方案可以進行任意組合，組合得到的技術方案，也在本發明的保護范圍之內。以上所述，僅是本發明的較佳實施例而已，并非對本發明作任何形式上的限制，雖然本發明已以較佳實施例揭露如上，然而并非用以限定本發明，任何熟悉本專業的技術人員，在不脫離本發明技術方案范圍內，當可利用上述揭示的技術內容作出些許更動或修飾為等同變化的等效實施例，但凡是未脫離本發明技術方案的內容，依據本發明的技術實質對以上實施例所作的任何簡單修改、等同變化與修飾，均仍屬于本發明技術方案的范圍內。當前第1頁1 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