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煤的液化技术与工艺
煤的液化技术与工艺
直接液化
直接液化工艺旨在向煤的有机结构中加氢,破坏煤结构产生可蒸馏液体。
目前已经开发出多种直接液化工艺,但就基本化学反应而言,它们非常接近,共同特征是:
在高温和高压的条件下,在溶剂中将较高比例的煤溶解,然后加入氢气和催化剂进行加氢裂化过程。
直接液化是目前可使用的最有效的液化方式。
在合适的条件下,液体产率超过70%(以干燥、无矿物质煤计)。
如果允许热量损失和其它非煤能量输入的话,采用现代化的液化工艺时总热效率(即转化成最终产品的输入原料的热值比例,%)一般为60~70%。
直接液化工艺的液体产品比热解工艺的产品质量要好得多,可以不与其它产品混合直接用作大部分固定式燃料。
但是,直接液化产品在被直接用作运输燃料之前需要进行提质加工,采用标准的石油工业技术,让从液化厂生产出来的产品与石油冶炼厂的原料混合进行处理。
根据煤的溶解步骤是否与溶解后的煤再转化成可蒸馏的液体产品步骤来分,直接液化工艺可被分为以下两类:
●单段直接液化工艺
该工艺是通过一个主反应器或一系列反应器来生产蒸馏组分的。
这种工艺包括一个合在一起的在线加氢反应器,对原始馏分提质,而不能直接提高总转化率。
●两段直接液化工艺
该工艺是通过两个反应器或一系列反应器来生产馏分的。
其中第一段的主要目的是进行煤的溶解,不加催化剂或只加入低活性的可弃催化剂。
第一段生产的重质煤液体在第二段中在高活性催化剂的作用下加氢,生产出馏分。
另外,有些工艺专门设计用于煤和石油衍生油共处理,也可以划到这两种工艺中去。
同样,上述两种液化工艺都可改进用来共处理。
单段液化工艺
60年代中后期,煤炭液化技术得到了人们的重视,全部的液化工艺均为单段液化工艺,大部分的液化研究项目也集中在单阶段液化工艺上。
70年代发生了世界范围的石油危机,一些研究人员增加了第二段的研究工作,以提高轻质油的产量。
单段液化工艺主要包括:
·Kohleoel液化工艺(德国鲁尔煤炭公司)
·NEDOL液化工艺(日本新能源产业技术开发机构)
·H-煤液化工艺(美国HRI公司)
·Exxon供氢溶剂液化工艺(即EDS工艺,美国Exxon公司)
·SRC-I和II液化工艺(美国海湾石油公司)
·Imhausen高压液化工艺(德国)
·Conoco氯化锌液化工艺(美国Conoco公司)
上述大部分液化工艺已经被淘汰,但Kohleoel和NEDOL液化工艺目前仍被广泛采用,开发商准备对这两种液化工艺进行商业性生产。
另外,美国目前还研制了其它几种较小规模的液化工艺。
俄罗斯和波兰等其它国家也进行了大量的单段煤炭液化工艺的研发工作,所采用的方法在许多方面与Kohleoel液化工艺类似。
。
Kohleoel液化工艺
Kohleoel液化工艺(见图3)联合原油精炼工艺(IntegratedGrossOilRefining,IGOR+)在1945年德国商业化规模工艺基础上,由RuhrkohleAG和VEBAOELAG公司近期开发而成。
开发经历了Bergbau-Forschung(目前的DMT)0.5t/d、0.2t/d连续运转和到Bottrop的200t/d规模。
其中在Bottrop的液化厂生产期间为1981~1987年,设备运转时间2.2万小时,处理了17万t煤,生产了8.5万t馏出产品。
因此,该液化技术被认为完全可行。
1997年,中国煤炭科学研究总院(CCRI)与德国签定了两年的合作协议,进行一项5000t/d的示范厂可行性研究。
研究人员在云南省考察了液化厂址,并对液化产品的市场前景进行了调查。
煤与工艺衍生循环溶剂和"赤泥"可弃铁催化剂配成煤浆,并进行加压和预热。
随后加入氢气。
然后,混合物进入一个液体向上流动的管式反应器,煤加料速度为0.5~0.65t/h·m3,反应器内的压力为300br,温度为470°C。
从反应器顶部出来的产品进入到一个高温分离器中。
分离器顶部的馏分保留在气相中,在一个固定床反应器中进行加氢,固定床的压力与主反应器的压力一样,温度为
图3Kohleoel液化工艺
350~420°C。
加氢处理后的产品分两段进行减压和冷却。
其中第一段的液体产品被循环到煤浆段,作为溶剂使用。
第二段生产的液体产品在常压下进行蒸馏,可生产轻质油(C5-200°C,沸点)和中质油(200~325°C,沸点)。
高温分离器底部产品进入减压蒸馏塔,以回收可蒸馏的液体。
这些液体被作为加氢反应器的原料,大部分被循环作为溶剂。
减压蒸馏塔底部的残余物含有沥青、矿物质、未反应的煤和催化剂。
在商业化运转中,这些残余物可以作为气化器的原料,用来生产氢气。
当对烟煤进行液化时,煤的转化率可大于90%,液体收率为50~60%(干基无灰煤)。
表1列出了德国的Prosper次烟煤进行液化的产量和质量。
表1Kohleoel液化工艺产率和产品质量(Prosper煤为原料)
产品种类
产率(%)
烃类气体(C1~C4)
19.0
轻质油(C5-200°C)
25.3
中质油(200~325°C)
32.6
未反应的煤和沥青
22.1
产品质量
轻质油
中质油
氢含量(%)
13.6
11.9
氮(ppm)
39
174
氧(ppm)
153
84
硫(ppm)
12
<5
密度(kgm-3)
772
912
NEDOL液化工艺
从1978~1983年,在日本政府的倡导下,日本钢管公司、住友金属工业公司和三菱重工业公司分别开发了三种直接液化工艺。
所有的项目是由新能源产业技术机构(NEDO)负责实施的。
1983年,所有的液化工艺以日产0.1~2.4t不同的规模进行了试验。
NEDO不再对每个工艺单独支持,相反将这三种工艺合并成NEDOL液化工艺(见图4),主要对次烟煤和低阶烟煤进行液化。
有20家公司合并组成了日本煤油有限公司,负责设计、建造和经营一座250t/d规模的小型试验厂。
但是,该项目于1987年由于资金问题被迫搁置。
一座1t/d的工艺支持单元(PSU)按计划于1988年安装投产,项目总投资3000万美元,由于各种原因该项目进展得断断续续。
1988年,该项目被重新规划,中试规模液化厂的生产能力被重新设计为150t/d。
新厂于1991年10月在鹿岛开工,于1996年初完工。
从1997年3月~1998年12月,日本又建成了5座液化厂。
这5座液化厂对三种不同品种的煤(印度尼西亚的TanitoHarum煤和Adaro煤以及日本的Ikeshima煤)进行了液化,没有太大问题。
液化过程获得了许多数据和结果,如80天连续加煤成功运转,液化油的收率达到58wt%(干基无灰煤),煤浆的浓度达50%,累计生产时间为6200小时。
图4NEDOL液化工艺
中国煤炭科学研究总院与日本新能源产业技术开发机构和煤炭利用中心签定了合作协议,准备进行一座5000t/d的液化示范厂建设的可行性研究。
利用依兰煤进行了实验室和PSU装置上完成了几个试验。
据预测,油收率将达到62%。
产自黑龙江省的一种黄铁矿被作为催化剂。
项目的下一阶段将进行工艺评价、环境影响评价和经济效益分析,按计划于2000年完成。
在合成的铁系催化剂的重量比为2~4%的条件下,煤被研磨,并与循环溶剂配成煤浆。
煤浆与氢气混合,预热,然后进入主反应器中。
该主反应器是一个简单的管式液体向上流动的反应器,操作温度为430~465°C,压力为150~200bar。
煤浆标称平均停留时间为1个小时,而实际的液相煤浆平均停留时间为90~150分钟。
从主反应器中出来的产品被冷却、减压后至常压蒸馏塔,除去轻质产品。
常压蒸馏后的残余物经过减压蒸馏塔,此时中质馏分和重质馏分被除去。
大部分的中质油和全部的重质油经加氢后被循环作为溶剂。
减压塔底部的残余物中包括未发生反应的煤、矿物质和催化剂,这些残余物被排除掉。
在商业化运转中,这些残余物可以作为气化器的原料,用来生产氢气。
在最终产品中固体含量可达到50%,一般情况下为35%。
由于沥青与固体一起排放会导致产品的损失,因此该液化工艺限制在灰分含量较低的煤种。
从减压蒸馏塔中生产出的中质和重质油被混合之后,进入溶剂再加氢反应器。
这些反应器是流体向下流动的催化剂填充床反应器,其中的温度为320~400°C,压力为100~150bar。
所使用的催化剂是传统石油工业加氢脱硫催化剂的变种。
标称的停留时间为1小时。
从反应器中出来的产品被减压后进入闪蒸塔中,此时加氢后的石脑油将被除去。
闪蒸产生的液体产品将被作为溶剂循环到煤浆混合段。
使用不同的煤进行液化时,产品的收率将发生变化,通过调整主反应器中的工作条件尽量减小这种变化。
对所有煤种而言,馏出产品的收率为50~55%(干基无灰煤)。
与其它液化工艺相比,该液化工艺的液体产品的质量较低,需要进一步的提质加工,但这并不表示出现了新的技术难题。
H-煤液化工艺
H-煤液化工艺(见图5)是由HRI公司(即目前的Hydrocarbon技术公司,HTI)根据商业化的用于改善重质油性能的H-油工艺研制的。
根据H-煤液化工艺,美国于1980年在肯塔基州的Catlettsburg建造了一座200t/d的中试厂。
该试验厂一直生产到1983年。
随后,美国设计了一座可进行商业化生产的液化厂,准备建在肯塔基州的Breckinridge。
美国能源部资助的大部分液化项目是以H-煤液化工艺为基础的,该工艺也被有效地应用到催化两段液化(CTSL)工艺中。
煤与循环溶剂混合配成煤浆,循环溶剂中包括加氢反应器中产生的含有固体的产品以及蒸馏时产生的重质和中质馏分。
然后加入氢气,混合物被预热后进入沸腾床加氢反应器,反应器是该液化工艺的一个独特之处。
反应器的工作温度为425~455°C,工作压力为200bar。
该反应器使用常规的载体加氢催化剂,可以使用以铝为载体的镍钼或者钴钼催化剂。
通过泵使流体内循环而使催化剂流化,进口位于催化剂流态化的上界,但仍然位于反应器的液体区域之内。
循环流中包含未发生反应的固体煤。
由于用于产生蒸馏液体的加氢裂解反应是放热量很大的反应,因此精确控制温度对于工程放大至关重要。
沸腾床反应器比固定床反应器有许多优点,因为前者反应器中的物质被充分混合,并易于进行温度监测和控制。
另外,沸腾床反应器可以在运行期间更换其催化剂,这样可以保持催化剂良好的活性。
这一点对于使用载体的催化剂尤其重要,因为虽然这些催化剂开始时活性较强,但在进行煤炭液化的过程中这些催化剂的减活速度较快。
图5H-煤液化工艺的流程简图
反应器的产物进入闪蒸分离器。
分离器顶部馏分中的液体被冷凝后,进入常压蒸馏塔中,生产石脑油和中质馏分。
闪蒸塔底部残余物被送到水力旋流器中。
水力旋流器顶部产生的液体中含有1~2%的固体成分,这些液体被循环到煤浆制备段。
从水力旋流器底部流出的液体进入减压蒸馏塔中。
减压蒸馏塔中的固体被从底部排出,减压蒸馏物作为部分最终产品。
与其它液化工艺相比,H-煤液化工艺的产率随煤种的不同而不同。
当使用合适的煤种时,总转化率可以超过95%,液体产率达到50%(干基煤)。
Exxon供氢溶剂(EDS)液化工艺
Exxon公司于70年代开始EDS液化工艺的开发,于1980年在得科萨斯州Baytown建造了一座250t/d的小规模液化厂。
此时,Exxon公司认为EDS液化工艺(见图6)可以进行商业化生产,尽管开发过程被中断了。
EDS液化工艺中液体收率比现代工艺要低。
这样,EDS液化工艺的初期投资成本较大,明显缺乏竞争力。
位于Baytown的试验厂的生产维持到1982年,随后继续进行的研究工作持续到1985年。
图6EDS液化工艺的原理简图
煤与可蒸馏的循环溶剂混合配成煤浆,循环溶剂已被再加氢,以恢复其氢供给能力。
这可以增强溶剂的效率,也是EDS液化工艺的主要特点。
煤浆与氢气混合,被进行预热,然后被送到一个简单的液体向上流动的管式反应器中。
该反应器的工作温度为425~450°C,工作压力为175bar。
没有使用任何催化剂。
反应器的产物进入一个气-液分离器,产生的液体被送到减压蒸馏塔中。
石脑油和中质蒸馏产品被回收,尽管大部分中质蒸馏物与重质蒸馏物结合形成了循环溶剂的主要成分。
减压蒸馏塔底部的残余物中包括固体杂质,这些残余物被排入Exxon公司获得专利权的"灵活焦化"设备中。
这一过程包括热解和气化步骤,可以生产附加的蒸馏产品和用于生产氢气的燃料气。
热解过程是在485~650°C的高温条件下进行的。
灵活焦化工艺目前也已投入商业化。
循环溶剂的再加氢过程是在固定床催化反应器中进行的,使用了以铝作载体的镍钼或者钴钼催化剂。
反应器中的工作温度为370°C,工作压力为110bar。
这些条件也可进行改变,以控制溶剂的加氢程度,保证产品质量。
EDS液化工艺的产率与被进行液化的煤种特性有密切的关系,也随着液化条件的变化而不同。
一般地,总液体收率(包括灵活焦化产生的液体)对于褐煤来讲为36%,次烟煤为38%,烟煤为39~46%(所有的煤均为干基无灰煤)。
通过增加煤浆中减压蒸馏塔底部残渣的循环量,可以提高液体收率。
这一设想没有在250t/d的试验厂进行验证。
但采用这种方法之后,可以使褐煤的液体燃料产出率达到47%,次烟煤为50%,烟煤为60%。
根据市场的需求情况,液体产品的沸点范围可在很宽范围内调节。
SRC-I和SRC-II液化工艺
起初,SRC液化工艺是利用煤来生产洁净的锅炉燃料。
按照该液化工艺,1965年建成了一座0.5t/d的液化厂,并于1974年扩大成两家独立的小规模试验厂。
这两座液化厂分别位于Wilsonville(SRC-I液化工艺,6t/d,见图7)和华盛顿特区的FortLewis(SRC-I液化工艺,50t/d)。
位于FortLewis的液化厂以后改用SRC-II液化工艺,SRC-II液化工艺需要的工作条件更加苛刻,该液化厂的生产能力降低到25t/d。
SRC-II液化工艺的生产目的是生产蒸馏产品。
随后,人们设计了大规模的液化厂,但没有付诸实施。
位于Wilsonville的液化厂得到美国能源部的资金支持一直持续到1992年,该液化厂当时被作为整个美国直接液化发展项目的中试试验基地。
SRC液化工艺已抛弃了最初形式,但是基本思路被吸收到最新的美国液化工艺中。
图7位于Wilsonville的日产6t的SRC-I直接液化厂
Imhausen高压液化工艺
Imhausen高压液化工艺于1982年开始开发,1984年建成了一座100kg/d的小规模试验厂。
该工艺的工作条件非常苛刻,温度为470~505°C,压力为600~1000bar。
因此,除非该工艺的产率非常大,否则不可能投入商业性生产。
Conoco氯化锌液化工艺
70年代末80年代初,Conoco公司开发了一种使用熔融氯化锌直接加氢处理煤炭的简单液化工艺,得到高产率的汽油产品。
该液化工艺是当时极少的几种与战前液化技术不同的技术之一。
利用该工艺建成了一座1t/d的小规模试验厂,但该试验厂只生产了较短的一段时间,原因是存在以下问题:
氯化锌和液化过程中生成的其它氯化盐的强腐蚀性对设备的破坏很大。
如果这一问题得以解决,该液化工艺的经济性将带来可观的市场前景。
两段液化工艺
大部分两段液化工艺是在70年代初发生世界性石油危机时应运而生的。
许多国家进行了该项研究工作,但只有少数几项液化工艺超出了实验室的规模,许多工艺非常相似。
两段液化工艺包括:
·催化两段液化工艺(LTSL,美国能源部和HRI公司(即目前的HTI公司))
·液体溶剂萃取液化工艺(LSE,英国煤炭公司)
·褐煤液化工艺(BCL,日本新能源产业技术发展机构)
·固本合成燃料液化工艺(美国固本煤炭公司)
·LummusITSL液化工艺(美国LummusCrest公司)
·Chevron煤炭液化工艺(CCLP,美国Chevron公司)
·Kerr-McGeeITSL液化工艺(美国Kerr-McGee公司)
·MitsubishiSolvolysis液化工艺(日本三菱重工业公司)
·Pyrosol液化工艺(德国Saarbergwerke公司)
·阿莫科CC-TSL液化工艺(美国Amoco公司)
·超临界气体萃取液化工艺(SGE,英国煤炭公司)
在上述的两段液化工艺中,只有CTSL、LSE和BCL工艺在80年代末之后继续得到开发。
催化两段液化(CTSL)工艺
CTSL液化工艺是在H-煤单段液化工艺的基础上研制而成的。
在Wilsonville的中试厂,该液化工艺被持续研究了近15年。
该厂1992年停止生产,但是研究工作继续得到美国能源部的资助,其中包括连续中试规模和PDU规模的继续资助。
CTSL液化工艺成为了80年代和90年代美国能源部资助的许多液化工艺的基础组成部分。
最近,该工艺采用了一种紧密串联的结构形式,在这种结构形式中,两个阶段都使用一种活性载体催化剂。
初期的CTSL液化工艺采包括一个首先热溶解段,有时需要使用与许多单段液化工艺类似的低活性可弃催化剂。
对短接触和长停留时间进行了试验。
在最近的研究中,HTI公司在第二段反应器后面串联了一台加氢反应器,以提高液化产品的质量。
1997年,HTI公司与煤炭科学研究总院签定了一项两年的合作协议,研究利用神华煤进行直接液化的可行性,并计划建一座液化厂。
HTI公司从美国能源部申请资金支持。
目前该项目已经完成了实验室试验和预可行性报告,现正在神府东胜矿区考察厂址和潜在的产品市场前景。
最新开发的CTSL液化工艺的原理如图8所示。
煤与循环溶剂混合配成煤浆,然后被预热,与氢气混合,进入沸腾床反应器的底部。
该反应器中装有载体催化剂,一般是以铝为载体的镍钼催化剂。
催化剂在反应器内部循环过程中被流态化。
反应器具有连续搅动釜式反应器温度均一的特征。
图8CTSL液化工艺流程图
溶剂作为氢供体,在第一个反应器中,通过将煤的内部结构打碎到一定程度来使煤溶解。
第一个反应器可将溶剂进行再加氢。
当液化烟煤时,反应器中的工作温度为400~410°C,工作压力为170bar。
当液化次烟煤时,需要利用高温来打断煤的内部结构,此时氢供体的作用相对弱一些。
在一种此工艺变种中,第一段采用分散的钼或铁催化剂。
第一个反应器产生的产品直接进入第二段的沸腾床反应器,第二反应器中的工作压力与第一反应器相同,但温度较高(达到430~440°C)。
第二反应器也有载体催化剂,这些催化剂与第一反应器的催化剂可以相同,也可以不同。
经过分离和减压步骤之后,从第二个反应器中出来的产品进入常压蒸馏塔中,在此,温度400°C以下馏分清除掉。
常压蒸馏塔底部的物料包括溶剂、未发生反应的煤和矿物质。
这些固体可以利用适用的技术清除掉,剩余的溶剂可以循环到煤浆混合段。
在一些变种工艺中,只有一部分常压蒸馏塔底部的物料进入固体清除步骤,这样,循环溶剂中含有矿物质和被使用过的分散催化剂。
在该液化工艺中,没有必要脱除去独立的沥青流来作为产品。
在Wilsonville试验厂,人们利用Kerr-McGee临界溶剂脱灰(CSD)工艺(也被称为剩余油溶剂萃取(ROSE)工艺)获得了大量的生产经验。
由于CTSL液化工艺目前又回到了开发阶段,据最近报道,该工艺的产率随着液化的煤种、选用的工艺结构以及具体的工作条件而发生较大的变化。
产品中的蒸馏油收率可以达到65%或更高(干基无灰煤),但产品的沸点较高。
与临界溶剂脱灰过程一起排出的未发生转化的煤和重质沥青类物质各占总产品的10%。
在Wilsonville试验厂进行的最终试验可以提供有关工艺条件、产率和产品质量的精确数据。
液体溶剂萃取(LSE)液化工艺
液体溶剂萃取液化工艺是由英国煤炭公司于1973~1995年期间开发成功的。
在北威尔士的Ayr角建成了一座2.5t/d的小规模试验厂,连续生产了4年以后停产。
目前研究人员已经完成了65t/d的示范厂概念设计,并可提供足够的数据让承包商直接进入详细的设计阶段。
但是目前还没有建造该示范厂的计划。
图9位于Ayr角的LSE小规模试验厂
图10画出了该液化工艺的简图。
煤与循环溶剂混合制成煤浆,预热后,进入非催化溶解段,该阶段中包括两个或更多个连续搅拌釜式反应器(CSTR)。
这些反应器中的工作温度为410~440°C,工作压力为10~20bar,以减少溶剂的挥发。
在该阶段中没有使用氢气,溶剂被作为氢供体,有2%重量比的氢被转移到煤中。
溶解器中的产品部分得以在垂直叶片压力过滤器中进行冷却和过滤,以除去未反应的煤和灰分。
滤饼被循环用的轻质油冲洗以回收产品,在减压条件下干燥。
干燥后的滤饼含有少量的没有蒸馏掉的残余液体。
该液化工艺对原料煤中的灰分含量以及煤的溶解程度不太敏感。
在商业化运转中,滤饼可以被用来气化生产氢气。
被过滤后的煤萃取液进入蒸馏塔,以回收轻质油冲洗溶剂,然后,煤萃取液被预热,与氢气混合,再依次进入一个或多个沸腾床反应器中。
各段之间没有分离过程,反应器中的工作条件为:
压力200bar,温度400~440°C,空速在0.5~1h-1(每小时每kg催化剂加入的原料量)。
从反应器中出来的产品被冷却、减压后进入常压蒸馏塔中,以回收馏分。
蒸馏塔的切割温度可以进行调节,以维持溶剂的平衡,并使产品的沸点低于300°C。
常压蒸馏塔底部的残余物部分进入减压蒸馏塔,以控制循环溶剂中的沥青含量。
减压蒸馏塔顶部的馏分与常压蒸馏塔底部的大部分溶液混合,被作为溶剂循环送到煤浆混合段。
在一些情况下,循环溶剂会积聚大量饱和物质,影响萃取效率。
该工艺中的热裂解环节就是用来控制这种现象的发生,保证溶剂的质量。
小规模试验项目表明,LSE液化厂生产过程平稳;运转数据显示,该工艺可以采用全馏分方式,不需减压蒸馏塔,不需单独热裂解来维持溶剂的质量。
试验阶段获得的主要产品数据列于表2中。
馏分总产率可以达到60~65%(干基无灰煤),大部分馏分的沸点低于300°C。
滤饼产率中包括7%的不能被蒸馏的沥青。
表2利用艾尔岬煤进行LSE液化是的工艺条件、产率和质量
工艺条件
溶剂与煤的比率
2.2
溶解压力(bar)
15
溶解温度(°C)
431
标称滞留时间(min)
50
加氢裂化压力(bar)
200
加氢裂化温度(°C)
434
空速(kg加料量/kg催化剂/小时)
0.76
产品收率
C1~C4烃类气体(%,干基无灰煤)
15.4
C5~300°C馏分(%,干基无灰煤)300~450°
49.9
C过量溶剂(%,干基无灰煤)
12.4
沥青(>450°C)(%,干基无灰煤)
0.8
滤饼有机物(%,干基无灰煤)
23.9
产品分析
氢(重量百分比,%)
12.14
氮(重量百分比,%)
0.14
硫(重量百分比,%)
0.04
褐煤液化(BCL)工艺
褐煤液化工艺(见图11)是由日本NEDO开发的,在澳大利亚维多利亚州的Morwell建成了一座50t/d规模试验厂。
该试验厂从1985年一直生产到1990年10月,处理煤炭6万t。
该试验厂于1992年被拆除。
该液化工艺是专门用于液化低煤阶的煤,例如维多利亚州Latrobe峡谷地区生产的煤,该种煤的水分含量超过了60%。
因此,液化工艺的一个重要环节是有效干燥煤。
一座50t/d规模的试验厂一天内实际需要处理170t的原煤。
除了建造小规模试验厂之外,研究人员还利用0.1t/d的实验室连续液化试验装置及相关设备进行了深入的研究和开发,以提高煤炭液化工艺的可靠性、经济性和环境保护效果。
该项研究工作一直持续到1997年。
根据研发项目的成果,研究人员设计了一种改进的BCL液化工艺,其中包括:
煤浆脱水、液化、内部加氢和脱灰等环节。
其主要特点是:
·利用了高活性的廉价催化剂,例如放在油中的粉状褐铁矿。
·利用了重质溶剂(沸点,300~420°C)。
·采用了煤液
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