CN102041078B

CN102041078B - 一种深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法

Info

Publication number: CN102041078B
Application number: CN200910187923.1A
Authority: CN
Inventors: 许杰; 关明华
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2009-10-16
Filing date: 2009-10-16
Publication date: 2014-03-05
Anticipated expiration: 2029-10-16
Also published as: CN102041078A

Abstract

本发明公开了一种深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法。该方法是深拔蒽油经加氢精制，经气液分离得到的液相产物部分循环回加氢精制反应区与蒽油混合，剩余部分去加氢裂化反应区，依次与加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂接触反应后，所得的加氢裂化产物经分离，得到汽油和柴油馏分。该方法不但能加工深拔蒽油，拓宽了原料范围，而且可以最大限度地转化深拔蒽油，提高了轻质燃料油的收率，提高了蒽油的附加值，同时有效地保护了加氢裂化催化剂的活性，使装置长周期运转。而且采用部分循环的方式，对降低温升，减少设备投资，提高装置操作安全平稳性有利，同时由于降低了原料中胶质和沥青质的浓度，有利于延长装置的运转周期。

Description

一种深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法

技术领域

本发明涉及一种深拔蒽油的加氢方法，特别涉及一种深拔蒽油加氢生产清洁轻质燃料油的方法。

背景技术

煤焦油是炼焦技术的副产品，蒽油是其蒸馏产物之一，一般地300～360℃馏分称作I蒽油，360～500℃馏分称作II蒽油，大于500℃馏分属沥青组分。近年来，煤焦油加氢在煤化工行业备受关注，加氢原料干点一般均小于500～550℃，沥青组分作为有待提高附加值的加工原料，目前仅用作电极和炭素原料，但经济性稍差(见“煤焦油沥青的开发利用及其前景”，《企业家天地》2007年第8期)。目前煤焦油加氢原料组成以芳烃为主，而且硫、氮、氧等杂质含量较高，以其生产轻质燃料油还需要进一步加工。

用加氢的方法处理煤焦油或其中部分馏分生产轻质燃料油已有报道。如CN1351130A介绍了一种煤焦油加氢生产柴油的方法，该方法是将煤焦油全馏分油蒸馏，将小于370℃的轻馏分进行加氢，重馏分不作为加氢原料，其所用催化剂为加氢精制催化剂和脱芳烃催化剂，主要是进行精制除杂质和芳烃饱和反应。此方法仅适用处理煤焦油中柴油以下的馏分，不能将煤焦油中的柴油以上的重馏分转化为轻质燃料油。

CN1464031A公开了一种煤焦油加氢处理工艺及催化剂，该工艺是采用加氢精制和加氢改质一段串联，由煤焦油生产优质石脑油和优质柴油。该工艺虽然根据煤焦油中氮、铁含量高的特点，专门选择了含钛的加氢精制催化剂，含氧化钛和分子筛的加氢改质催化剂，但由于煤焦油加氢生成的水会破坏分子筛催化剂的结构，使加氢改质催化剂的失活速度快，运转周期短。

CN101024780A以常规蒽油为原料，生产优质柴油，是采用加氢精制-加氢裂化一段串联流程，加氢精制过程中生成的氨和水对后续加氢催化剂活性稳定性产生不利的影响，影响装置的运转周期，不能加工深拔蒽油。

CN101033409A仍以常规蒽油为原料，虽采用了两段加氢工艺，加氢精制生成油分馏，将大于200℃馏分作为加氢裂化原料。该方法所得的精制生成油中氮含量＜400μg/g，然后与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应。CN1676583A的中高温煤焦油加氢裂化生产优质汽油、柴油和润滑油工艺，该过程是采用煤焦油经加氢精制后，进行分馏，所得的汽油、柴油和润滑油出装置，尾油进入加氢裂化反应器，经气液分离后，所得液相生成油与加氢精制生成油进入分馏塔。目前所用的加氢裂化催化剂通常要求进料中硫和氮杂质的含量，尤其对氮的要求最好在100μg/g以下，否则就会影响加氢裂化催化剂的活性和稳定性。CN101033409A精制生成油氮含量＜400μg/g，CN1676583A尾油直接进入加氢裂化反应器，此两种方法存在同样的问题：较难脱除的含氮化合物集中在作为加氢裂化进料的重馏分中，在常规的加氢精制催化剂和加氢条件下，很难使重馏分中的氮含量符合加氢裂化的进料要求。此两种方法也不能加工深拔蒽油。

发明内容

为了克服现有技术中的不足，本发明提供了一种有效控制加氢精制反应区的温升、操作平稳的深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法。该方法不但能加工深拔蒽油，拓宽了原料范围，而且可以最大限度地转化深拔蒽油，提高了轻质燃料油的收率，提高了蒽油的附加值，同时有效地保护了加氢裂化催化剂的活性，使装置长周期运转。

本发明提供的深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法，包括：

(1)在氢气存在下，深拔蒽油进入加氢精制反应区，依次与加氢保护催化剂和加氢精制催化剂接触，主要脱除其中的硫、氮、氧杂质；

(2)步骤(1)加氢精制所得的生成油进行气液分离；

(3)步骤(2)所得的液相产物部分循环到加氢精制反应区；

(4)步骤(2)所得的液相产物剩余部分进入加氢裂化反应区，在氢气存在下，依次经加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂接触进行反应后，得到加氢裂化产物；

(5)步骤(4)所得的加氢裂化产物经分离，得到汽油和柴油馏分。

本发明方法中，步骤(2)所得的液相产物循环回加氢精制反应区，该液相产物与深拔蒽油原料的重量比，即循环重量比为2.0～4.0。

本发明所述的加氢是采用固定床加氢工艺。所述的加氢精制反应区与加氢裂化反应区间选择两段工艺。

所述的深拔蒽油源于煤焦油，其性质如下：密度(20℃)大于1.0g/m³，一般为1.0～1.2g/m³，饱和分含量为1.0wt％以下，芳香分和胶质含量为90wt％以上，一般为90wt％～98wt％，初馏点为大于220℃，一般为220～260℃，干点为560～650℃，氮含量为1.0wt％～1.4wt％，氧含量为1.3wt％～2.0wt％。高温煤焦油经蒸馏可得此深拔蒽油收率为25％～30％。

所述的加氢保护催化剂可采用常规渣油加氢保护剂或渣油加氢脱金属催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，活性金属含量以氧化物计为0.5wt％～18wt％，优选组成如下：第VIB族金属含量以氧化物计为0.5wt％～15wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～8wt％，形状可以为空心圆柱体、三叶草状、四叶草或球状等。例如：抚顺石油化工研究院研发的FZC-103、FZC-200、FZC-100和FZC-102B渣油加氢催化剂。

所述的加氢精制反应区中，所述加氢保护催化剂和加氢精制催化剂装填体积占加氢精制反应区催化剂总装填体积的2％～40％和60％～98％。上述催化剂可以装填在一个反应器内，也可以分别装填在不同的反应器内。

本发明方法中，所述的加氢精制催化剂和后处理加氢精制催化剂为常规的加氢精制催化剂或加氢裂化预处理催化剂，一般以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝、含硅氧化铝或含硅和磷的氧化铝为载体，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m²/g，孔容为0.15～0.60ml/g。主要的催化剂有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制开发的3936、3996、FF-16、FF-26等。

所说的加氢精制反应区中，加氢精制操作条件，对新鲜进料：反应温度360～400℃、压力10.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和液时体积空速0.1～0.8h^-1；优选操作条件，对新鲜进料：反应温度380～400℃、压力12.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和空速0.3～0.6h^-1。

本发明方法中，在加氢裂化反应区中，加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂的装填体积分别占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的20％～60％、10％～30％、20％～60％。本发明方法中，在加氢裂化催化剂反应区中，为了脱除加氢裂化产物中硫醇和部分未完全饱和的芳烃进一步加氢饱和，优选在加氢裂化催化剂下游装填后处理加氢精制催化剂，其装填体积占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的2％～15％。

本发明方法中所述的加氢裂化催化剂可采用常规的一种或多种加氢裂化催化剂，一般以第VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，第VIB族金属一般为Mo和/或W，第VIII族金属一般为Co和/或Ni。该催化剂的载体为氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的两种或多种，优选采用含分子筛和无定形硅铝的加氢裂化催化剂。本发明推荐组成如下(以催化剂的重量为基准)：Y分子筛或β分子筛10％～40％，无定形硅铝20％～60％，第VIB族加氢活性组分以氧化物计的含量为15％～40％，第VIII族加氢活性组分以氧化物计的含量为1％～10％，余量为小孔氧化铝；加氢裂化催化剂的性质如下：比表面为180～300m²/g，孔容为0.25～0.45ml/g。

本发明所述的加氢裂化反应区中所用的加氢脱残炭催化剂，可采用现有技术中的重、渣油加氢脱残炭催化剂。所述的加氢脱残催化剂一般是以第VIB和VIII族金属为加氢活性组分，如W、Mo、Ni或Co中的两种或三种，优选为W、Mo和Ni，该催化剂最好含有助剂Si和Ti，以氧化铝为载体。以催化剂的重量为基准，WO₃16％～23％，MoO₃6％～13％，NiO 3％～8％，硅含量以SiO₂计为4～12％，优选为5～9％，钛氧化物含量为0.5～4％，优选为1～2％，余量为氧化铝。该催化剂的性质如下：催化剂的孔容为0.40～0.55cm³/g，比表面积为120～180m²/g，平均孔直径为8～20nm。

所说的加氢裂化反应区的操作条件为：反应温度350～410℃、压力10.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1；优选操作条件为：反应温度360～400℃、压力12.0～16.0MPa、氢油体积比为900∶1～1500∶1和液时体积空速0.2～0.5h^-1。

本发明方法中，加氢精制所得的生成油的气液分离和加氢裂化产物的分离可采用常规的分离方法及分离装置，即加氢精制所得的生成油经分离系统进行气液分离时，分离系统一般包括高压分离器和低压分离器及汽提塔，主要除去加氢精制产物中的硫化氢、氨气和水，然后进入加氢裂化反应区。加氢裂化产物经分离时，所采用的分离装置一般包括高压分离器、低压分离器、汽提塔及分馏塔，最终得到汽油馏分和柴油馏分。

综上所述，采用本发明的方法处理深拔蒽油具有如下优点：

1、本发明针对深拔蒽油中芳烃含量高，导致催化剂床层温升偏高的问题，将步骤(2)所得的液相产物循环回加氢精制反应区，一方面有效降低了加氢精制反应区进料中的芳烃含量，使装置温升明显降低，这样就避免了由于温升高，而必须设置多台反应器或较多催化剂床层；另一方面，由于温升高，反应器或床层间冷氢量增大，导致循环氢压缩机负荷增大，此两方面都可大大节省设备投资。

2、本发明采用步骤(2)所得的液相产物与深拔蒽油混合作为加氢精制单元进料的方法，可避免由于需打冷氢控制点多，导致操作失误机率增大，从而引起飞温，致使催化剂结焦，造成永久性失活等安全生产事故，对装置的安全平稳操作有利。

3、本发明采用步骤(2)所得的液相产物循环回加氢精制反应区，与深拔蒽油混合作为加氢精制单元进料的方法，可有效降低深拔蒽油中胶质、沥青质和残炭的浓度，对加氢精制和加氢裂化催化剂活性的长久发挥有利，可实现装置的长周期安全生产。

4、本发明采用步骤(2)所得的液相产物循环回加氢精制反应区，与深拔蒽油混合作为加氢精制单元进料的方法，利用相似相溶原理，使深拔蒽油中的高熔点化合物——蒽、菲、咔唑、萤蒽和芘的浓度降低，降低了对进料系统保温均匀性要求的苛刻程度，使装置在类似于石蜡装置保温温度下顺畅进料。

5、将蒽油干点由500～550℃提高到560℃～650℃，使深拔蒽油收率提高了约2％～7％，拓展了煤焦油加氢的原料量，可使更多的煤焦油转化为轻质运输燃料，提高煤焦油的附加值。

6、本发明方法的加氢精制反应区中加氢精制催化剂之前，装填加氢保护催化剂，脱除深拔蒽油中的杂质及部分残炭，可保护后续加氢催化剂的活性，延长装置运转周期。

7、本发明方法针对深拔蒽油的特点，选择适宜加氢裂化单元催化剂级配或匹配方式：加氢裂化反应区中装填加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂，这样一方面可进一步降低加氢精制生成油中的胶质、沥青质和残炭，同时降低氮和芳烃含量，保护加氢裂化催化剂活性，对增长装置运转周期有利；另一方面，可使更多的较重组分转化为烃质燃料油组分，提高轻质燃料油收率。

8、本发明加氢裂化反应区中，在加氢裂化催化剂后加入少量的补充精制催化剂，此方法一方面降低可产物中生成的硫醇，另一方面可使生成的极少量烯烃和未完全反应的芳烃饱和，对提高柴油馏分十六烷值有利。

9、本发明方法通过采用适宜的工艺流程和催化剂级配、匹配方式，可以处理更重的煤焦油馏分，最大限度地将劣质原料转化为清洁燃料油组分。

附图说明

图1为本发明深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法的示意流程图。

具体实施方式

结合图1对本发明方法作进一步说明。原料深拔蒽油进入加氢精制反应器1，反应流出物3进入分离系统，一般包括高压分离器和低压分离器4、汽提塔5分离后，分出的液相产物6部分回加氢精制反应器作为加氢精制反应器的进料，剩余部分进入加氢裂化反应器2，加氢裂化产物7经分离，一般包括经高压分离器和低压分离器8及汽提塔9，分离出液相产物10经分馏塔11得到汽油馏分12和柴油馏分13。其中两单元分离所得的富氢气体，经分液和循环氢压缩机增压后，一部分作为循环氢与新氢混合去反应系统，作为反应用氢，一部分作为冷氢用于控制加氢精制和加氢裂化反应器催化剂床层温升。

下面的实施例将对本方法予以进一步说明，但并不仅限于此。

本发明实施例所用加氢裂化催化剂制备如下：

1、含无定形硅铝和Y沸石的加氢裂化催化剂的制备：A1、A2。

(1)加氢裂化催化剂A1：

将无定形硅铝(比表面520m²/g，SiO₂35wt％，孔容1.2ml/g)及Y分子筛(SiO₂/Al₂O₃摩尔比为9，晶胞常数2.432，比表面650m²/g，红外酸度0.45mmol/g)，混匀后加入(由孔容0.42ml/g的小孔氧化铝加稀硝酸胶溶制备的)粘合剂碾压成团后，放入挤条机中挤条成型后，在110℃干燥10小时，500℃活化4小时制得载体，再用Mo-Ni共浸渍液浸渍，然后在110℃干燥12小时，及500℃活化3小时。催化剂最终组成为：无定形硅铝48wt％，Y分子筛15wt％，氧化铝12wt％，氧化镍5wt％，氧化钼20wt％。催化剂比表面220m²/g，孔容0.35ml/g。

(2)加氢裂化催化剂A2：

将无定形硅铝(比表面490m²/g，SiO₂45wt％，孔容1.0ml/g)及Y分子筛(SiO₂/Al₂O₃摩尔比为12、晶胞常数2.436，比表面680m²/g，红外酸度0.41mmol/g)，混匀后加入(由孔容0.42ml/g的小孔氧化铝加稀硝酸胶溶的制备)的粘合剂碾压成团后，放入挤条机中挤条成型后，在110℃干燥10小时，500℃活化4小时制得载体后，再用W-Ni共浸渍液浸渍，然后在110℃干燥12小时，及500℃活化3小时。催化剂最终组成为：无定形硅铝45wt％，Y分子筛13wt％，氧化铝12wt％，氧化镍6.5wt％，氧化钨22.5wt％。催化剂比表面210m²/g，孔容0.31ml/g。

2、含无定形硅铝和β分子筛的加氢裂化催化剂的制备：B1、B2。

(1)加氢裂化催化剂B1：

将β分子筛(SiO₂/Al₂O₃摩尔比为40，比表面580m²/g，红外酸度0.21mmol/g)、无定形硅铝(比表面450m²/g，SiO₂55wt％，孔容0.9ml/g)混合均匀，加入由浓度3.3wt％的稀硝酸溶液胶溶小孔氧化铝(比表面积240m²/g，孔容为0.42ml/g)获得的粘合剂，继续混捏直到成膏状物，挤条成型，所获得成型条在110℃下干燥12小时，500℃活化4小时制得活化载体后。再用W-Ni共浸液浸渍上述制备的载体，再在110℃干燥8小时，及500℃活化3小时。催化剂最终组成为：β沸石25wt％，无定形硅铝25wt％，氧化铝20wt％，氧化镍7.5wt％，氧化钨22.5wt％。催化剂比表面235m²/g，孔容0.32ml/g。

(2)加氢裂化催化剂B2：

将β分子筛(SiO₂/Al₂O₃摩尔比为60，比表面550m²/g，红外酸度0.19mmol/g)、无定形硅铝(比表面490m²/g，SiO₂45wt％，孔容1.0ml/g)混合均匀，在持续碾压的情况下缓慢加入由浓度3.3％的稀硝酸溶液胶溶小孔氧化铝(比表面积240m²/g，孔容为0.42ml/g)获得的粘合剂，继续混捏直到成膏状物，挤条成型，所获得成型条在110℃下干燥12小时，500℃活化4小时制得活化载体后。再用W-Ni共浸液浸渍，再在110℃干燥8小时，及500℃活化3小时。催化剂最终组成为：β分子筛10wt％，无定形硅铝30wt％，氧化铝30wt％，氧化镍7.5wt％，氧化钨22.5wt％。催化剂比表面260m²/g，孔容0.33ml/g。

本发明实施例所用的加氢脱残炭催化剂制备如下：

称取298g Si-Al₂O₃(干基67w％，二氧化硅含量为13w％)粉，粉末状活性炭20.5g、田菁粉5g，将其混合均匀，加入由208g水、22.0g含17wt％TiCl₃的TiCl₃溶液与22g乙酸混合而成的酸性溶液，混捏1.5小时，所得可塑体，挤条机制挤成Φ2.58～2.64mm的异型条形物，此条形物在108℃下干燥4小时，在480℃下焙烧4小时。用常规方法浸渍活性金属，钼、钨和镍，然后在80℃下干燥3小时，在500℃下焙烧3小时，即制成催化剂HDC-1。该催化剂的组成和理化性质见下表1。

称取298g Si-Al₂O₃(干基67w％，二氧化硅含量为19w％)粉，田菁粉5g，将其混合均匀，加入由188g水、43.0g含17wt％TCl₃的TiCl₃溶液与22g乙酸混合而成的酸性溶液，混捏1.5小时，所得可塑体，挤条机制挤成Φ1.10～1.35mm的异型条形物，此条形物在108℃下干燥4小时，在960℃下焙烧4小时。用常规方法浸渍活性金属，钼、钨和镍，然后在120℃下干燥2小时，在550℃下焙烧3小时，即制成催化剂HDC-2。该催化剂的组成和理化性质见下表1。

表1加氢脱残炭催化剂的组成及性质

催化剂	HDC-1	HDC-2
			组成，％(质量分数)
WO₃	18	20
			MoO₃	8	11
NiO	5	5
			SiO₂	6	9
TiO₂	1	2
			Al₂O₃	余量	余量
性质
			比表面积，m²/g	138	175
平均孔径，nm	18.4	11.8

实施例1～3

所用深拔蒽油原料的性质见表2。实施例所用流程见图1。

表2原料油性质

原油名称	深拔蒽油
		馏程/℃
IBP/10％	203/324
		30％/50％	345/380
70％/90％	407/492
		95％/EBP	550/648
密度(20℃)/g·cm^-3	1.15
		S/μg·g^-1	5500
N/μg·g^-1	13200
		四组分^*，％(质量分数)
饱和分	0.1
		芳香分	72.09
胶质	23.31
		沥青质	4.5

^*四组分是采用SH/T 0509-1992标准方法测定。

实施例中加氢精制反应区采用两个反应器，第一反应器由上至下依次装填加氢保护剂FZC-100、FZC-102B、FZC-103，第二反应器装填加氢精制催化剂3936。实施例中，FZC-100∶FZC-102B∶FZC-103∶3936体积比如下：6∶15∶19∶60。反应所得的结果见表3。

实施例4

将实施例1所得加氢精制生成油经分离系统进行气液分离后，所得的液相产物以循环重量比为3.0循环回加氢精制反应区，剩余部分进入加氢裂化反应区，依次经过加氢精制催化剂3936、加氢脱残炭催化剂、加氢裂化催化剂A1和后处理加氢精制催化剂FF-26，其体积比为40∶15∶40∶5。

实施例5

将实施例1所得加氢精制生成油换成实施例2所得的加氢精制生成油，循环重量比为2.0，加氢裂化催化剂改为A2，其余同实施例4。

实施例6

将实施例3所得加氢精制生成油经分离系统进行气液分离后，所得的液相产物以循环重量比为3.0循环回加氢精制反应区，剩余部分进入加氢裂化反应区，依次经过加氢精制催化剂FF-26、加氢脱残炭催化剂、加氢裂化催化剂B1、加氢裂化催化剂B2和后处理加氢精制催化剂3936，其体积比为20∶9∶10∶10∶1。

实施例4～6工艺条件和结果列于表4。

实施例7

将实施例5进行了8000小时的运转试验，加氢精制生成油性质基本不变或变化很小，说明本方法可解决深拔焦油残炭高的问题，实现经加氢裂化得到轻质燃料油的目的。试验结果见表5。

表3加氢精制单元工艺条件及加氢精制生成油性质

方案	实施例1	实施例2	实施例3
				加氢保护剂	FZC-100/FZC-102B/FZC-103	FZC-100/FZC-102B/FZC-103	FZC-100/FZC-102B/FZC-103
加氢精制催化剂	3936	3936	3936
				工艺条件
氢分压/MPa	13.0	14.5	16.0
				反应温度/℃	395	390	385
空速/h^-1	0.35	0.45	0.55
				氢油体积比	1400	1200	1500
加氢精制生成油性质
				密度(20℃)/g·cm^-3	0.9770	0.9745	0.9716
硫含量/μg·g^-1	190	194	190
				氮含量/μg·g^-1	164	162	160
游离水/μg·g^-1	＜300	＜300	＜300

表4加氢裂化工艺条件和结果

方案	实施例4	实施例5	实施例6
				加氢精制催化剂	3936	3936	FF-26
加氢脱残炭催化剂	HDC-1	HDC-1	HDC-2
				加氢裂化催化剂	A1	A2	B1/B2
后处理加氢精制催化剂	FF-26	FF-26	3936
				工艺条件
氢分压/MPa	13.0	14.5	16.0
				反应温度/℃	405	395	385
空速/h^-1	0.3	0.4	0.5
				氢油体积比	1500	1400	1200
柴油产品性质
				收率，％(质量分数)	81.0	81.6	81.3
密度(20℃)/g·cm^-3	0.9070	0.9008	0.9135
				硫含量/μg·g^-1	36	35	38
氮含量/μg·g^-1	1	1	1
				凝点/℃	-52	-54	-50
冷滤点/℃	-28	-30	-26
				馏程/℃50％回收90％回收95％回收	211270300	197273309	217285312
十六烷值	29.0	28.1	33.0
				汽油馏分性质
收率，％(质量分数)	18.5	19.5	18.3
				辛烷值(RON)	79	78	80

表5不同运转时间结果

Claims

1.一种深拔蒽油加氢生产轻质燃料油的方法，包括：

(2)步骤(1)加氢精制所得的生成油进行气液分离；

(3)步骤(2)所得的液相产物部分循环到加氢精制反应区；所得的液相产物循环回加氢精制反应区，该液相产物与深拔蒽油原料的重量比，即循环重量比为2.0～4.0；

(4)步骤(2)所得的液相产物剩余部分进入加氢裂化反应区，在氢气存在下，依次经加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂接触进行反应后，得到加氢裂化产物；在所述的加氢裂化反应区中，加氢精制催化剂、加氢脱残炭催化剂和加氢裂化催化剂的装填体积分别占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的20％～60％、10％～30％、20％～60％；所述的加氢裂化催化剂组成如下，以催化剂的重量为基准：Y分子筛或β分子筛10％～40％，无定形硅铝20％～60％，第VIB族加氢活性组分以氧化物计的含量为15％～40％，第VIII族加氢活性组分以氧化物计的含量为1％～10％，余量为小孔氧化铝；加氢裂化催化剂的性质如下：比表面为180～300m²/g，孔容为0.25～0.45ml/g；

(5)步骤(4)所得的加氢裂化产物经分离，得到汽油和柴油馏分；

所说的加氢精制反应区中，加氢精制操作条件，对新鲜进料：反应温度360～400℃、压力10.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和液时体积空速0.1～0.8h^-1；所说的加氢裂化反应区的操作条件为：反应温度350～410℃、压力10.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和液时体积空速0.1～0.6h^-1。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的深拔蒽油源于煤焦油，其性质如下：20℃密度大于1.0g/m³，饱和分含量为1.0wt％以下，芳香分与胶质总量为90wt％以上，初馏点为220～260℃，干点为560～650℃，氮含量为1.0wt％～1.4wt％，氧含量为1.3wt％～2.0wt％。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢精制反应区中，所述加氢保护催化剂和加氢精制催化剂装填体积占加氢精制反应区催化剂总装填体积的2％～40％和60％～98％。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于在所述的加氢裂化催化剂反应区中，在加氢裂化催化剂下游装填后处理加氢精制催化剂，其装填体积占加氢裂化反应区催化剂总装填体积的2％～15％。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所说的加氢精制反应区中，加氢精制操作条件，对新鲜进料：反应温度380～400℃、压力12.0～16.0MPa、氢油体积比900∶1～1500∶1和液时体积空速0.3～0.6h^-1；所说的加氢裂化反应区的操作条件为：反应温度360～400℃、压力12.0～16.0MPa、氢油体积比为900∶1～1500∶1和液时体积空速0.2～0.5h^-1。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢保护催化剂采用常规渣油加氢保护剂或渣油加氢脱金属催化剂。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢保护催化剂以VIB族和/或第VIII族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体，以催化剂的重量计，组成如下：第VIB族金属含量以氧化物计为0.5wt％～15wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为0.5wt％～8wt％。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂和后处理加氢精制催化剂以VIB族和第VIII族金属为活性组分，以氧化铝、含硅氧化铝或含硅和磷的氧化铝为载体，以催化剂的重量计，第VIB族金属含量以氧化物计为10wt％～35wt％，第VIII族金属含量以氧化物计为3wt％～15wt％，其性质如下：比表面为100～350m²/g，孔容为0.15～0.60ml/g。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢裂化反应区中所用的加氢脱残炭催化剂采用重、渣油加氢脱残炭催化剂。

10.按照权利要求1或9所述的方法，其特征在于所述的加氢脱残催化剂，以催化剂的重量为基准，WO₃16％～23％，MoO₃6％～13％，NiO3％～8％，硅含量以SiO₂计为4～12％，钛氧化物含量为0.5～4％，余量为氧化铝；该催化剂的性质如下：催化剂的孔容为0.40～0.55cm³/g，比表面积为120～180m²/g，平均孔直径为8～20nm。