碎煤加压气化合成气经甲醇合成汽油、联产液化天然气和用于焦油深加工的综合利用工艺

摘要

一种碎煤加压气化合成气经甲醇合成汽油、联产液化天然气和用于焦油深加工的综合利用工艺是碎煤加压气化合成气先经过变换调整氢碳比，再经低温甲醇洗脱除二氧化碳和硫化氢等酸性气体，并通过甲烷深冷分离脱除甲烷气并副产LNG，然后将部分气体经变压吸附脱除氢气，而解吸气和未经变压吸附的气体混合经甲醇合成汽油，而氢气用于碎煤加压气化副产的焦油、重油和石脑油的加氢和裂化，并制备汽油、柴油和重油产品。本发明具有利用率高、工艺简单、产品结构合理和环境污染小的优点。

说明书

技术领域

本发明属于碎煤加压气化合成气经甲醇合成汽油、联产液化天然气 和用于焦油深加工的综合利用工艺。

技术背景

我国具有富煤、贫油和少气的能源结构，其中石油和天然气资源严重短缺， 远低于世界平均水平。近年来，随着我国经济的平稳快速发展，国内油气供需 缺口逐年增大，使得国家能源安全、经济安全和社会安全面临极大挑战。煤制 油和煤制天然气技术的成功开发和工业化应用，是实现煤炭资源的清洁高效转 化、缓解油气供需矛盾和确保国家安全的重要途径。

煤气化是实现煤炭转化利用的关键环节，目前工业煤气化技术主要包括固 定床气化、流化床气化和气流床气化三种。其中由于固定床碎煤加压气化技术 包括干燥、干馏、气化和燃烧四个步骤，故煤经碎煤加压气化后除产生含高浓 度甲烷的合成气外，还副产大量焦油、中油、石脑油和酚等产品，同时由于该 气化技术还具有技术成熟、煤种适应性强和能耗低等优点，在煤化工中具有广 泛应用。碎煤加压气化技术虽然具有诸多优点，但现有的煤化工项目仅是单独 利用合成气进行化学品如氨、甲醇和天然气等的合成，需要将合成气中的甲烷 转化为CO和H₂，且大量含有效气体的驰放气被直接排放或燃烧；同时考虑到 现有碎煤加压气化副产的焦油、重油和石脑油等利用效率低，甚至有的厂家直 接将气化焦油返回气化炉燃烧，造成的严重的环境污染和资源浪费。近年来， 随着国家有关鼓励资源综合利用和环境保护的政策法规颁布，同时考虑到现有 煤化工市场竞争日益激烈，开发一种碎煤加压气化合成气综合利用技术，成为 各企业和研究单位关注的焦点。

煤经碎煤加压气化后可产生组成为H₂37～40％、CO17％～20％、CO₂28～ 33％、CH₄8％～12％，N₂0.1～0.4％的合成气和质量收率高达3～8％的焦油、中 油和石脑油等副产品。形成的焦油、中油和石脑油等油品可通过加氢精制和加 氢裂化制备汽柴油调和剂，而氢气原料可自合成气中提取。但碎煤加压气化合 成气中的H₂/CO较低，如果将合成气进行甲烷化或者氨合成，则需要大量甚至 全部的CO进行水汽变换提氢，造成大量温室气体CO₂的产生，如果再考虑到 焦油加氢所需的氢气，则会严重影响甲烷和氨的收率。相对而言，甲醇合成的 所需的氢碳仅为2，如果将合成气合成甲醇，并提取部分氢气用于焦油加工，则 合成气的利用更加合理。但是目前甲醇产能严重过剩，如果将其转化为甲醇经 济效益较差，同时焦油通过加氢和裂化制备出的有品质较差且易发生变化，难 以作为燃料油直接销售，一般将其作为油品调节剂使用，影响了其的经济效益。

甲醇制汽油技术的成功开发和工业化应用为石油替代提供了一条新的技术 路线，如果将碎煤加压气化经甲醇转化为高品质汽油产品，不但能够缓解甲醇 过剩和石油短缺等问题，而且副产的焦油通过加氢生成的油品，尤其是汽油产 品可以直接与MTG产品混合，作为汽油产品销售，大大增加了碎煤加压气化合 成气的利用效率和经济效益。基于上述分析，开发一种碎煤加压气化合成气经 甲醇合成汽油、联产液化天然气和焦油深加工的综合利用工艺具有重要的意义。

发明内容

本发明的目的是提供一种利用率高、工艺简单、产品结构合理和环境污染小 的碎煤加压气化合成气经甲醇合成汽油、联产液化天然气和用于焦油深加工的 综合利用工艺。

为达上述目的，发明人根据碎煤加压气化技术和产品的特点，通过大量的 小试实验研究、技术分析、工艺模拟和多年工程设计经验提出了一种碎煤加压 气化合成气先经过变换调整氢碳比，再经低温甲醇洗脱除二氧化碳和硫化氢等 酸性气体，并通过甲烷深冷分离脱除甲烷气并副产LNG，然后将部分气体经变 压吸附脱除氢气，而解吸气和未经变压吸附的气体混合经甲醇合成汽油，而氢 气用于碎煤加压气化副产的焦油、重油和石脑油的加氢和裂化，并制备汽油、 柴油和重油产品。该工艺通过整体技术整合和物料匹配，不但大大增加碎煤加 压气化合成气的利用效率和经济价值，且而其主要产品全部为国内紧缺LNG和 油品，进一步缓解了国内的能源的供需矛盾，具有重要的理论和现实意义。

本发明公开的一种碎煤加压气化合成气经甲醇合成汽油、联产液化天然气 和用于焦油深加工的综合利用工艺，其具体工艺为：

(1)原料煤经碎煤加压气化炉转化为合成气和焦油副产品，产生的合成气一 部分经变换炉进行水汽变换后与另一部分走侧线的合成气混合进入煤气冷却器 中，冷凝下的含油废水送往煤气水分离器中，而合成气则进入低温甲醇洗装置 中，合成气经低温甲醇洗后脱除H₂S、石脑油和二氧化碳等物质，其中脱除的 H₂S送往硫回收系统，脱除的石脑油送往保护反应器中，脱除的二氧化碳气体一 部分进入合成气压缩机组中，另一部分则作为气化剂返回至碎煤加压气化炉中， 而经净化后的合成气进入甲烷深冷分离器中；

(2)经甲烷深冷分离器分离出液相甲烷(LNG)，并作为终端产品销售，脱除 甲烷后的合成气自甲烷深冷分离器排出后分为两部分，第一部分送往变压吸附 器，经变压吸附得到体积浓度99.9％以上的氢气，而变压吸附的解吸气与未经变 压吸附的第二部分合成气合并，并与来自低温甲醇洗的部分二氧化碳、甲烷分 离器和气液分离器的循环气混合进入合成气压缩机组中，经增压后送往甲醇合 成塔；

(3)经增压后的气体自顶部进入甲醇合成塔中进行甲醇合成，气相产品自甲 醇合成塔底部排出后分为两股，其中第一股气相产品经甲醇产品冷凝器冷凝后， 进入甲醇分离器中，气相自甲醇分离器顶部排出后返回至合成气压缩机组，而 由甲醇、杂醇、水和低碳烃等组成的粗甲醇液相自甲醇分离器底部排出后进入 甲醇净化器中进行净化，经净化后的粗甲醇液相通过甲醇气化器气化后，与第 二股走侧线的气相产品混合进入合成油反应器中；

(4)气相粗甲醇在合成油反应器中进行甲醇转化制汽油的反应，其产品经汽 油产品冷凝器冷凝后进入气液分离器中，分离出的气相自顶部排出后分为两部 分，第一部分返回至合成气压缩机组中，另一部分进入膜分离器，经膜分离得 到的氢气体积含量91％以上的渗透气送往焦油加氢，而经膜分离的解吸气与油 品分离系统分离出的燃料气和稳定塔顶部排出的干气混合后送往锅炉燃烧，气 液分离器分离出的油相自底部排出后进入油品分离器中，经油品分离后得到液 化石油气(LPG)、汽油产品、燃料气和C₁₀～C₁₂的重油组分，其中分离出的C₁₀～ C₁₂的重油组分与精制产物分离器的重组分混合进入裂化反应器中进行裂化反 应；

(5)将变压吸附的氢气与来自膜分离器的渗透氢气、精制产物分离器和裂 化产物分离器的循环氢气混合后分为四部分，第一部分氢自顶部进入保护反应 器，第二部分氢自顶部进入裂化反应器中，第三部分氢自中部进入加氢精制反 应器中，第四部分氢自中部进入裂化反应器中，

(6)来自气碎煤加压气化炉和来自煤气冷却器的含油废水进入煤气水分离 器中，分离出的水送往水处理系统，而分离出的焦油和中油组分与部分外购焦 油经净化后进入预分馏塔中进行切割，其沥青自分馏塔塔底排出后进入延迟焦 化炉中，延迟焦化得到的沥青焦作为产品销售，而得到的轻组分则与从分馏塔 顶部出来的轻组分、来自精制产物分离器的尾油、来自低温甲醇洗装置的少量 石脑油和氢气混合进入保护反应器中，产物自保护反应器底部排出后进入加氢 精制反应器中，加氢产物自加氢精制反应器底部排出后送往精制产物分离器中， 其中分离出的轻组分进入稳定塔中，分离出的氢气返回至加氢系统，而分离出 的重组分一部分作为尾油返回保护反应器，而另一部分与来自油品分离器的 C₁₀～C₁₂的重油组分混合进入裂化反应器中进行裂化反应，其产物自裂化反应器 底部排出后进入裂化产物分离器，分离出的氢气返回加氢系统，而分离出的裂 化油品与来自精制产物分离器的轻组分混合进入稳定塔中，干气自稳定塔顶部 排除后与油品分离器分离出的燃料气混合送往锅炉燃烧，而油品自稳定塔底部 排出后进入焦油加工产品分离器中，经分离得到的轻质芳烃与油品分离器分离 的汽油混合作为最终的汽油产品销售，而得到的LPG也与油品分离器分离的 LPG混合销售，同时分离得到柴油和重油产品。

如上所述的碎煤加压气化炉的气化温度为1000～1400℃，气化压力为4～6 MPa，气化剂采用由水蒸气、二氧化碳和氧气组成的多元气化剂，多元气化剂按 照水蒸汽：二氧化碳：氧气＝1～8kg：2～6m³：1m³组成。

如上所述的煤经碎煤加压气化制备的合成气体积组成为H₂37～40％、CO 17％～20％、CO₂28～33％、CH₄8％～12％，N₂0.1～0.4％。

如上所述变换炉的水汽变换的反应条件为：反应温度150～460℃，反应压 力为2～6MPa，气体体积空速为2000～10000h^-1。

如上所述的水汽变换催化剂为耐硫变换催化剂，包括国内齐鲁石化研究院 科力化工公司生产的QCS-04型耐硫变换催化剂、青岛联信化学工业有限公司生 产的QDB系列催化剂或BASF生产的K8-11系列催化剂。

如上所述的经水汽变换的合成气体积占碎煤加压气化产生的合成气总体积 的25～35％，而剩余的65～75％的合成气不经变换。

如上所述的低温甲醇洗装置由脱硫塔和脱碳塔组成，操作温度为-20～-60 ℃，操作压力3～4.0MPa，经低温甲醇洗后气体中的硫脱除至0.1ppm以下， CO₂脱除至0.8Vol％以下。

如上所述的经低温甲醇洗脱除的二氧化碳分为两部分，其中占总体积2～ 8％的二氧化碳去合成气压缩机组，而剩余的92～98％的二氧化碳作为气化剂返 回碎煤加压气化炉。

如上所述的经低温甲醇洗后的合成气进行甲烷深冷分离的步骤为：先将气 体冷却至-85～-70℃后，于3～4.0MPa分离出乙烷、丙烷、少量二氧化碳和硫 化物送往锅炉燃烧；然后气相进一步冷却至-150～-175℃，于3.0～4.0MPa分 离出甲烷体积含量≥97％的LNG产品。

如上所述的经甲烷深冷分离器后的合成气分为两部分，其中占合成气体积 20～30％的第一部分进入变压吸附器提氢，而剩余的70～80％的第二部分气体经 侧线并与变压吸附器的解吸气混合进入合成气压缩机组。

如上所述的变压吸附的吸附压力为3.0～4.0Mpa，操作温度为30～40℃， 经变压吸附提取的氢气体积比≥99.9％。

如上所述的来自甲醇分离器和气液分离器的循环气之和与来自变压吸附的 解吸气和来自低温甲醇洗的二氧化碳之和的体积比为3～5。

如上所述的甲醇合成塔采用管壳式等温反应器，其反应压力为5.7～6.5 MPa，反应温度为240～260℃，气体空速为15500～20000L/(Kg·h)。

如上所述的甲醇合成的催化剂为南化集团研究院开发的C306、C307催化 剂，大连瑞克科技有限公司生产的RK-5催化剂或西南化工设计院开发的C302 催化剂中的任意一种。

如上所述的甲醇合成塔出口的气相产品分为两股，第一股气相产品占反应 器出口气总体积的55～70％，而剩余的30～45％作为第二股气相产品。

如上所述的甲醇净化器中装填漂莱特公司生产的CT151型酸性离子交换树 脂，其目的是将液相粗甲醇中的胺、甲胺和二甲胺等碱性氮化物脱除，并将粗 甲醇中的碱性氮化物含量控制在20ppm以下。

如上所述的甲醇转化制汽油为一步法工艺，其合成油反应器采用绝热式固 定床反应器，进口气温度为300～350℃，反应压力为1.5～2.5MPa，甲醇质量 空速为0.8～1.3h^-1。

如上所述的甲醇转化制汽油的催化剂采用中国科学院山西煤炭化学研究所 开发的JX6201型催化剂或托普索公司开发的GSK-10型催化剂。

如上所述的经气液分离器分离出的气相分为两部分，其中占总体积4～8％的 气体进入膜分离器，而剩余的92～96％的气相返回至合成气压缩机组。

如上所述的膜分离器的采用原美国孟山都公司生产的普利森膜器 或美国法液空公司开发的膜分离器，分离压力2.5～8.0MPa，分离温度40～90℃， 经膜分离后的氢气体积收率为90～92％，氢气产品体积浓度为91～95％。

如上所述的煤气水分离器分离出的焦油、中油和部分外购焦油经净化后进 入预分馏塔，分离出360～460℃的馏分油作为加氢原料，而剩余的沥青进入延 迟焦化炉中。

如上所述的延迟焦化炉的反应温度为490～570℃，反应压力为0.1～0.5MPa。

如上所述保护反应器的保护反应条件为：温度360～430℃，反应压力11～ 15MPa，氢气和油的体积比为500:1～2000:1，液体的体积空速为0.1～2h^-1.

如上所述的保护反应器中装填的保护催化剂为胜帮化工技术有限公司开发 的JEHT-11、JEHT-12和JEHT-13型保护剂或中国石化抚顺石油化工研究院开发 的FZC-10、FZC10Q和FZC-100系列催化剂，保护剂通过多层分级装填。

如上所述的加氢精制反应条件为：温度300～430℃，压力为10～17Pa， 氢油体积比为1000:1～3000:1，液体体积空速为0.1～1.5h^-1。

如上所述的加氢精制催化剂为胜帮化工技术有限公司生产的JEHT-41型加 氢催化剂，上海新佑能源科技有限公司开发的NUHC-40A/B/C/D系列加氢催化 剂，中国石化抚顺石油化工研究院开发的FH-5A型、FH-98型加氢催化剂或标 准催化剂公司生产的DH3551型加氢精制催化剂。

如上所述的加氢裂化反应条件为：温度360～470℃，压力为10～17Pa， 氢气和油体积比为800:1～2000:1，液体体积空速为0.1～2h^-1。

如上所述的加氢裂化催化剂为上海新佑能源科技有限公司开发的 NUHC-41A/B/C/D系列加氢裂化催化剂或标准催化剂公司生产的Z3723型加氢 裂化催化剂。

本发明与现有技术相比，具有实质性特点和显著进步在于：

(1)发明人结合碎煤加压气化合成气的性质和副产焦油的特点，开发了一种 合成气将甲烷分离出来，然后经甲醇转化为汽油产品，并将富余的氢气用于焦 油加氢精制和裂化，大大提高了碎煤加压气化合成气的利用效率。

(2)本发明碎煤加压合成气经甲醇合成汽油，通过大量的实验、计算和多年 的甲醇制汽油设计经验，将仅部分通过气液分离的粗甲醇直接送往合成油反应 器，减少了甲醇精馏单元的设备投资和运行成本，与现有甲醇制汽油工艺采用 精甲醇为原料的技术相比，其设备投资减少了10％以上，而运行成本降低了近 5％，其年利润提高近20％。

(3)本发明公开的碎煤加压气化合成气综合利用工艺，其合成气经甲醇转化 的汽油产品能够与焦油加氢生成的轻质芳烃能够形成指标的互补，经调和后更 能提高汽油的品质，可直接作为汽油产品销售，避免了单独焦油加氢制得的汽 油产品不达标而不能直接销售的问题。

(4)本发明公开的碎煤加压气化合成气综合利用工艺，将预分馏塔的沥青等 重组分通过延迟焦化系统的裂化和缩合反应，且将MTG的重油进一步通过裂化 反应，进一步增大了焦油转化制汽柴油的产品收率。

(5)本发明将甲醇制汽油的驰放气进一步通过膜分离技术制取氢气，并用于 焦油加氢，而剩余的富含一氧化碳和二氧化碳的解吸气返回至合成气压缩进行 甲醇合成反应，减少了驰放气的排放和环境污染。

(6)本发明将低温甲醇洗剩余的CO₂气体作为气化剂返回至气化炉参与气 化，不但减少了水蒸汽的用量和二氧化碳温室气体的排放量，而且增加了煤气 中甲烷和一氧化碳等有效气体成分的含量。

(7)本发明公开的碎煤加压气化合成气综合利用工艺，其主要产品为液化天 然气、汽油和柴油等产品，不但符合国家能源结构的调整方向，而且能够缓解 国内对油气能源的需求矛盾，具有重要的战略意义和巨大的市场前景。

综上所述，发明人根据碎煤加压气化技术的产品组成和特点，通过大量的 实验研究、技术对比和模拟计算等大量创造性的劳动，并结合多年的工程化经 验，将众多技术进行创造性的组合，进而开发出一种利用率高、工艺简单、产 品结构合理和环境污染小的碎煤加压气化合成气的综合利用工艺，具有潜在的 工业化前景，巨大的工业化前景和现实意义。

附图说明

图1为本发明公开的工艺流程图。

由图1所示，1是碎煤加压气化炉，2是变换炉，3是煤气冷却器，4是低 温甲醇洗装置，5是甲烷深冷分离器，6是变压吸附器，7是合成气压缩机组，8 是甲醇合成塔，9是甲醇分离器，10是甲醇净化器，11是合成油反应器，12是 气液分离器，13是油品分离器，14是膜分离器，15是煤气水分离器，16是预 分馏塔，17是延迟焦化炉，18是保护反应器，19是加氢精制反应器，20是精 制产物分离系统，21是裂化反应器，22是裂化产物分离系统，23是稳定塔，24 是焦油加工产品分离系统，25是甲醇产品冷凝器，26是粗甲醇汽化器，27是汽 油产品冷凝器。

附表说明

表1为原料焦油为外购焦油和自产焦油混合后的性质。

表2为原料中油的性质。

表3为原料石脑油的性质。

表4焦炉煤气经甲醇制备的汽油性质。

表5焦油经延迟焦化、加氢精制和加氢裂化后的产品组成和收率。

具体实施方式

下面通过具体实施例对本发明的具体实施方式做进一步的详细说明，但不 应该将此理解为本发明的范围仅限于上述实施例。

实施例1

(1)原料褐煤以水蒸汽：二氧化碳：氧气＝8kg：2m³：1m³为气化剂，并在 1400℃，气化压力为4MPa的条件下经碎煤加压气化1转化为组成为H₂37％、 CO20％、CO₂33％、CH₄9.9％，N₂0.1％的合成气和焦油副产品，产生的合成气 中占合成气总体积的25％的气体于齐鲁石化研究院科力化工公司生产的QCS-04 耐硫变换催化上，在反应温度为460℃、反应压力为6MPa和气体空速为10000 h^-1的条件下进行水汽变换反应后，与75％走侧线的合成气混合进入煤气冷却系 统3中，冷凝下的含油废水送往煤气水分离系统15中，而合成气则进入低温甲 醇洗系统4中，在操作温度为-60℃和操作压力4.0MPa的条件下，经低温甲醇 洗后气体中的硫脱除至0.01～0.1ppm，CO₂脱除至0.3～0.8Vol％，其中脱除的 H₂S送往硫回收系统，脱除的石脑油送往保护反应器18中，脱除的二氧化碳气 体体积的8％进入合成气压缩机组7中，而剩余的92％则作为气化剂返回至碎煤 加压气化炉中，而经净化后的合成气进入甲烷深冷分离系统5中。

(2)经低温甲醇洗净化后的合成气进入甲烷深冷分离系统5后，先将焦炉煤 气冷却至-70℃后，于4.0MPa分离出乙烷、丙烷、少量二氧化碳和硫化物送往 锅炉燃烧；然后气相进一步冷却至-150℃，于4.0MPa分离出甲烷含量≥97％的 LNG产品，并作为终端产品销售，脱除甲烷后的合成气自甲烷深冷分离系统排 出后分为两部分，其中占合成气体积的30％的气体送往变压吸附系统6，在吸附 压力为4.0MPa和操作温度为40℃的条件下进行变压吸附，得到的体积浓度 99.9％以上的氢气与来自膜分离系统14的渗透氢气、精制产物分离系统20和裂 化产物分离系统22的循环氢气混合后用于焦油加氢，而变压吸附的解吸气与未 经变压吸附占合成气体积70％的第二部分合成气合并，并与来自低温甲醇洗的 部分二氧化碳、甲烷分离器9和气液分离器12的循环气混合进入合成气压缩机 组7中，并控制来自甲醇分离器和气液分离器12的循环气之和与来自变压吸附 的合成气和来自低温甲醇洗的部分二氧化碳之和的体积比为3，经增压后送往甲 醇合成塔8。

(3)经增压后的合成气自顶部进入装有南化集团研究院开发的C306催化剂 的甲醇合成塔8中，并在反应压力为6.5MPa、反应温度为260℃和气体空速为 20000L/(Kg·h)的条件下进行甲醇合成，气相产品自合成塔底部排出后分为两股， 其中占体积分数55％的第一股气相产品经甲醇产品冷凝器25冷凝后，进入甲醇 分离器9中，气相自分离器顶部排出后返回至合成气压缩机组7，而由甲醇、杂 醇、水和低碳烃等组成的粗甲醇液相自甲醇分离器9底部排出后进入装填有 CT151型酸性离子交换树脂甲醇净化器10中进行净化，将碱性氮脱除至20ppm 以下，经净化后的粗甲醇液相通过甲醇气化器26气化后，与剩余的45％的第二 股走侧线的气相产品混合进入装有中国科学院山西煤炭化学研究所开发的 JX6201型催化剂的合成油反应器11中。

(4)气相粗甲醇在合成油反应器11中，在进口气温度为350℃、反应压力 为2.5MPa和甲醇质量空速为1.3h^-1的条件下进行甲醇转化制汽油的反应，其产 品经汽油产品冷凝器27冷凝后进入气液分离器12中，分离出的气相自顶部排 出后分为两部分，占气体总体积92％的第一部分气体返回至合成气压缩机组7 中，而8％的另一部分进入美国孟山都公司生产的普利森膜分离系统， 在分离压力为8.0MPa和分离温度40℃的条件下经膜分离得到的氢气体积含量 91％以上的渗透气，并与变压吸附得到氢气和循环氢气混合用于焦油加氢，而经 膜分离的解吸气与油品分离系统分离出的燃料气和稳定塔23顶部排出的干气混 合后送往锅炉燃烧，气液分离器12分离出的油液相自底部排出后进入油品分离 系统13中，经油品分离后得到液化石油气(LPG)、汽油产品、燃料气和C₁₀～C₁₂的重油组分，其中分离出的C₁₀～C₁₂的重油组分与精制产物分离系统20的重组 分混合进入裂化反应器21中进行裂化反应。

(5)来自气碎煤加压气化系统1和来自煤气冷却系统的气化废水进入煤气水 分离系统15中，分离出的水送往水处理系统，而分离出的焦油和中油组分与部 分外购焦油经净化后进入预分馏塔16中进行切割，切割温度为460℃，其＞460 ℃的沥青自塔底排出后进入延迟焦化系统17中，在反应温度为570℃和反应 压力为0.1MPa的条件下进行延迟焦化，得到的沥青焦作为产品销售，而得到的 轻组分则与分馏塔切割的≤460℃的轻组分、来自精制产物分离系统20的尾油、 来自低温甲醇洗的少量石脑油和氢气混合进入自上而下装填有胜帮化工技术有 限公司开发的JEHT-11、JEHT-12和JEHT-13型保护剂的保护反应器18中，在 温度430℃、反应压力15MPa、氢气与油的体积比为2000:1和液体的体积空速 为0.1h^-1的条件下进行保护反应，产物自底部排出后进入装有胜帮化工技术有 限公司生产的JEHT-41型加氢催化剂的加氢精制反应器19中，在温度430℃、 压力为17Pa、氢油体积比为3000:1和液体体积空速为0.1h^-1的条件下进行加氢 反应，其加氢产物自底部排出后送往精制产物分离系统20中，其中分离出的轻 组分进入稳定塔18中，分离出的氢气则与裂化产物分离系统的氢气混合作为循 环气返回至加氢系统，而分离出的重组分一部分作为尾油返回保护反应器18， 而另一部分与来自油品分离系统13的C₁₀～C₁₂的重油组分混合进入装有上海新 佑能源科技有限公司开发的NUHC-41A/B/C/D系列加氢裂化催化剂的裂化反应 器21中，在温度470℃、压力为17Pa、氢气和油体积比为2000:1和液体体积 空速为0.1的条件下进行裂化反应，其产物自反应器底部排出后进入裂化产物分 离系统22，分离出的氢气与来自精制产物分离系统15的氢气、变压吸附系统6 来的氢气和来自膜分离系统14的渗透氢气混合后分为两部分，第一部分与进口 原料混合后自顶部进入保护反应器和裂化反应器中，而另一部分作为冷激气自 中部进入加氢反应器和裂化反应器，而分离出的裂化油品与来自精制产物分离 系统15的轻组分混合进入稳定塔18中，干气自稳定塔顶部排出后与油品分离 系统分离出的燃料气混合送往锅炉燃烧，而油品自稳定塔底部排出后进入焦油 加工产品分离系统19中，经分离得到的轻质芳烃与油品分离系统13分离的汽 油混合作为最终的汽油产品销售，而得到的LPG也与油品分离系统13分离的 LPG混合销售，同时可分离得到柴油和重油产品。

在本实施例使用的原料焦油性质详见附表1，中油性质详见附表2，石脑油 性质详见附表3，其由MTG合成的汽油性质详见附表4，焦油加氢的汽油产品 性质详见附表5。

实施例2

本实施例以长焰煤为原料，多元气化剂组成为水蒸汽：二氧化碳：氧气＝6kg： 3m³：1m³，在1300℃，气化压力为4.5MPa的条件下进行碎煤加压气化，合 成气组成为H₂40％、CO17％、CO₂33％、CH₄9.6％，N₂0.4％；产生的合成气 中占合成气总体积的28％的气体于齐鲁石化研究院科力化工公司生产的QCS-04 耐硫变换催化上，在反应温度为400℃、反应压力为5MPa和气体空速为8000h^-1的条件下进行水汽变换反应后，而72％的不经变换反应；低温甲醇洗条件为温 度-50℃和操作压力3.8MPa；脱除的二氧化碳气体体积的6％进入合成气压缩 机组7中，而剩余的94％则作为气化剂返回至碎煤加压气化炉中；深冷甲烷分 离的步骤为：先将焦炉煤气冷却至-74℃后，于3.8MPa分离出乙烷、丙烷、少 量二氧化碳和硫化物送往锅炉燃烧，然后气相进一步冷却至-155℃，于3.8MPa 分离出甲烷含量≥97％的LNG产品；深冷甲烷分离系统中28％的气体在吸附压 力为3.8MPa和操作温度为38℃的条件下进行变压吸附，72％气体不经变压吸 附直接进入合成气压缩机组7；使用南化集团研究院开发的C307催化剂，并在 反应压力为6.3MPa、反应温度为255℃和气体空速为19000L/(Kg·h)的条件下 进行甲醇合成反应；甲醇反应器出口的气体中经冷凝、分离和气化的第一股气 相产品占总体积的60％，而剩余40％的气相则走侧线；使用中国科学院山西煤 炭化学研究所开发的JX6201型催化剂，在进口气温度为340℃、反应压力为2.3 MPa和甲醇质量空速为1.1h^-1的条件下进行甲醇转化制汽油的反应；气液分离 器分离出的93％的气体返回至合成气压缩，而7％的气体送往美国孟山都公司生 产的普利森膜分离系统，在分离压力为6.0MPa和分离温度50℃的条 件下进行膜分离；预分馏塔的切割温度为420℃；延迟焦化的反应条件为：反 应温度550℃和反应压力0.2MPa；使用胜帮化工技术有限公司开发的JEHT-11、 JEHT-12和JEHT-13型保护剂，并在在温度410℃、反应压力14MPa、氢气与 油的体积比为1900:1和液体的体积空速为0.5h^-1的条件下进行保护反应；使用 上海新佑能源科技有限公司开发的NUHC-40A/B/C/D系列加氢催化剂，在温度 400℃、压力为15Pa、氢油体积比为2500:1和液体体积空速为0.5h^-1的条件下 进行加氢反应；使用上海新佑能源科技有限公司开发的NUHC-41A/B/C/D系列 加氢裂化催化剂，并在温度420℃、压力为15Pa、氢气和油体积比为1700:1和 液体体积空速为0.5的条件下进行裂化反应。其余步骤与实施例1相同。

在本实施例使用的焦油性质详见附表1，中油性质详见附表2，石脑油性质 详见附表3，其由MTG合成的汽油性质详见附表4，焦油加氢的汽油产品性质 详见附表5。

实施例3

本实施例以长焰煤为原料，多元气化剂组成为水蒸汽：二氧化碳：氧气＝4kg： 4m³：1m³，在1200℃，气化压力为5MPa的条件下进行碎煤加压气化，合成 气组成为H₂40％、CO19.9％、CO₂28％、CH₄12％，N₂0.1％；产生的合成气中 占合成气总体积的30％的气体于青岛联信化学工业有限公司生产的QDB-03耐 硫变换催化上，在反应温度为300℃、反应压力为4MPa和气体空速为6000h^-1的条件下进行水汽变换反应后，而70％的不经变换反应；低温甲醇洗条件为温 度-40℃和操作压力3.5MPa；脱除的二氧化碳气体体积的5％进入合成气压缩 机组7中，而剩余的95％则作为气化剂返回至碎煤加压气化炉中；深冷甲烷分 离的步骤为：先将焦炉煤气冷却至-78℃后，于3.5MPa分离出乙烷、丙烷、少 量二氧化碳和硫化物送往锅炉燃烧，然后气相进一步冷却至-160℃，于3.5MPa 分离出甲烷含量≥97％的LNG产品；深冷甲烷分离系统中25％的气体在吸附压 力为3.5MPa和操作温度为35℃的条件下进行变压吸附，75％气体不经变压吸 附直接进入合成气压缩机组；使用大连瑞克科技有限公司开发的RK-5催化剂， 并在反应压力为6.0MPa、反应温度为250℃和气体空速为17000L/(Kg·h)的条 件下进行甲醇合成反应；甲醇反应器出口的气体中经冷凝、分离和气化的第一 股气相产品占总体积的65％，而剩余35％的气相则走侧线；使用中国科学院山 西煤炭化学研究所开发的JX6201型催化剂，在进口气温度为320℃、反应压力 为2.0MPa和甲醇质量空速为1.0h^-1的条件下进行甲醇转化制汽油的反应；气液 分离器分离出的94％的气体返回至合成气压缩，而6％的气体送往美国孟山都公 司生产的普利森膜分离系统，在分离压力为5.0MPa和分离温度70℃ 的条件下进行膜分离；预分馏塔的切割温度为400℃；延迟焦化的反应条件为： 反应温度530℃和反应压力0.3MPa；使用胜帮化工技术有限公司开发的 JEHT-11、JEHT-12和JEHT-13型保护剂，并在温度390℃、反应压力13MPa、 氢气与油的体积比为1400:1和液体的体积空速为1h^-1的条件下进行保护反应； 使用中国石化抚顺石油化工研究院开发的FH-5A加氢催化剂，在温度380℃、 压力为13Pa、氢油体积比为2000:1和液体体积空速为0.9h^-1的条件下进行加氢 反应；使用上海新佑能源科技有限公司开发的NUHC-41A/B/C/D系列加氢裂化 催化剂，并在温度390℃、压力为13Pa、氢气和油体积比为1300:1和液体体积 空速为0.9的条件下进行裂化反应。其余步骤与实施例1相同。

在本实施例使用的焦油性质详见附表1，中油性质详见附表2，石脑油性质 详见附表3，其由MTG合成的汽油性质详见附表4，焦油加氢的汽油产品性质 详见附表5。

实施例4

本实施例以长焰煤为原料，多元气化剂组成为水蒸汽：二氧化碳：氧气＝2kg： 5m³：1m³，在1100℃，气化压力为5.5MPa的条件下进行碎煤加压气化，合 成气组成为H₂38.5％、CO20％、CO₂33％、CH₄8％，N₂0.5％；产生的合成气 中占合成气总体积的32％的气体于青岛联信化学工业有限公司生产的QDB-03 耐硫变换催化上，在反应温度为250℃、反应压力为3MPa和气体空速为4000h^-1的条件下进行水汽变换反应后，而68％的不经变换反应；低温甲醇洗条件为温 度-30℃和操作压力3.2MPa；脱除的二氧化碳气体体积的4％进入合成气压缩 机组7中，而剩余的96％则作为气化剂返回至碎煤加压气化炉中；深冷甲烷分 离的步骤为：先将焦炉煤气冷却至-81℃后，于3.2MPa分离出乙烷、丙烷、少 量二氧化碳和硫化物送往锅炉燃烧，然后气相进一步冷却至-165℃，于3.2MPa 分离出甲烷含量≥97％的LNG产品；深冷甲烷分离系统中23％的气体在吸附压 力为3.2MPa和操作温度为32℃的条件下进行变压吸附，77％气体不经变压吸 附直接进入合成气压缩机组；使用西南化工设计院开发的C302催化剂，并在反 应压力为5.9MPa、反应温度为245℃和气体空速为16000L/(Kg·h)的条件下进 行甲醇合成反应；甲醇反应器出口的气体中经冷凝、分离和气化的第一股气相 产品占总体积的70％，而剩余30％的气相则走侧线；使用托普索公司开发的 GSK-10型催化剂，在进口气温度为310℃、反应压力为1.8MPa和甲醇质量空 速为1.1h^-1的条件下进行甲醇转化制汽油的反应；气液分离器分离出的95％的 气体返回至合成气压缩，而5％的气体送往美国孟山都公司生产的普利森膜分离系统，在分离压力为4.0MPa和分离温度80℃的条件下进行膜分离；预 分馏塔的切割温度为380℃；延迟焦化的反应条件为：反应温度510℃和反应 压力0.4MPa；使用抚顺石油化工研究院开发的FZC-10、FZC-10Q和FZC-100， 并在温度370℃、反应压力12MPa、氢气与油的体积比为1000:1和液体的体积 空速为1.5h^-1的条件下进行保护反应；使用中国石化抚顺石油化工研究院开发 的FH-98加氢催化剂，在温度340℃、压力为11Pa、氢油体积比为1500:1和液 体体积空速为1.2h^-1的条件下进行加氢反应；使用标准催化剂公司开发的Z3723 加氢裂化催化剂，并在温度380℃、压力为12Pa、氢气和油体积比为1000:1和 液体体积空速为1.5的条件下进行裂化反应。其余步骤与实施例1相同。

在本实施例使用的焦油性质详见附表1，中油性质详见附表2，石脑油性质 详见附表3，其由MTG合成的汽油性质详见附表4，焦油加氢的汽油产品性质 详见附表5。

实施例5

本实施例以长焰煤为原料，多元气化剂组成为水蒸汽：二氧化碳：氧气＝1kg： 6m³：1m³，在1000℃，气化压力为6MPa的条件下进行碎煤加压气化，合成 气组成为H₂39％、CO19％、CO₂31％、CH₄10.7％，N₂0.3％；产生的合成气中 占合成气总体积的35％的气体于BASF公司生产的K8-11耐硫变换催化上，在 反应温度为150℃、反应压力为2MPa和气体空速为2000h^-1的条件下进行水汽 变换反应后，而65％的不经变换反应；低温甲醇洗条件为温度-20℃和操作压力 3.0MPa；脱除的二氧化碳气体体积的2％进入合成气压缩机组7中，而剩余的 98％则作为气化剂返回至碎煤加压气化炉中；深冷甲烷分离的步骤为：先将焦炉 煤气冷却至-85℃后，于3.0MPa分离出乙烷、丙烷、少量二氧化碳和硫化物送 往锅炉燃烧，然后气相进一步冷却至-175℃，于3.0MPa分离出甲烷含量≥97％ 的LNG产品；深冷甲烷分离系统中20％的气体在吸附压力为3.0MPa和操作温 度为30℃的条件下进行变压吸附，80％气体不经变压吸附直接进入合成气压缩 机组；使用西南化工设计院开发的C302催化剂，并在反应压力为5.7MPa、反 应温度为240℃和气体空速为15500L/(Kg·h)的条件下进行甲醇合成反应；甲醇 反应器出口的气体中经冷凝、分离和气化的第一股气相产品占总体积的70％， 而剩余30％的气相则走侧线；使用托普索公司开发的GSK-10型催化剂，在进口 气温度为300℃、反应压力为1.5MPa和甲醇质量空速为1.3h^-1的条件下进行甲 醇转化制汽油的反应；气液分离器分离出的96％的气体返回至合成气压缩，而 4％的气体送往美国孟山都公司生产的普利森膜分离系统，在分离压力为 2.5MPa和分离温度90℃的条件下进行膜分离；预分馏塔的切割温度为360℃； 延迟焦化的反应条件为：反应温度490℃和反应压力0.5MPa；使用抚顺石油化 工研究院开发的FZC-10、FZC-10Q和FZC-100，并在温度360℃、反应压力11 MPa、氢气与油的体积比为500:1和液体的体积空速为2h^-1的条件下进行保护反 应；使用标准催化剂公司开发的DH3551加氢催化剂，在温度300℃、压力为 10Pa、氢油体积比为1000:1和液体体积空速为1.5h^-1的条件下进行加氢反应； 使用标准催化剂公司开发的Z3723加氢裂化催化剂，并在温度360℃、压力为 10Pa、氢气和油体积比为800:1和液体体积空速为2.0的条件下进行裂化反应。 其余步骤与实施例1相同。

在本实施例使用的焦油性质详见附表1，中油性质详见附表2，石脑油性质 详见附表3，其由MTG合成的汽油性质详见附表4，焦油加氢的汽油产品性质 详见附表5。

表1

密度(g/cm³) 1.032 粘度(cp) 35.96 蒸馏(℃) IBP～10％ ～196.6 20％～30％ 223.4～257.6 40％～50％ 290.6～322.6 60％～70％ 363.4～415.0 80％～90％ 489.2～605.4 S/％ 0.54 N/％ 1.04 C/％ 81.5 H/％ 8.0 O/％ 8.92 残炭/％ 3.16 水分/％ -- 灰分/％ 0.03

表2

密度(g/cm³) 1.002 粘度(cp) 12.72 蒸馏(℃) IBP～10％ ～183.6 20％～30％ 204.2～223.8 40％～50％ 249.8～284.4 60％～70％ 321.6～375.8 80％～90％ 448.8～750.0 S/％ 0.62 N/％ 0.85 C/％ 82.4 H/％ 8.17 O/％ 7.92 残炭/％ 1.82 水分/％ -- 灰分/％ 0.02

表3

密度(g/cm³) 0.826 蒸馏(℃) IBP～10％ 40～60 20％～30％ 70～78 40％～50％ 83～88 60％～70％ 91～98 80％～90％ 107～120 95％～FBP 150～ S/％ 1.82 N/％ 0.03 C/％ 85.7 H/％ 13.4 O/％ 0.69 残炭/％ 0.15 水分/％ ～ 灰分/％ 0.03

表4

表5