CN105419864B - 全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统及方法 - Google Patents
全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统及方法 Download PDFInfo
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Abstract
本发明涉及全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统及方法，该系统是由煤焦油精制装置、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置、石脑油脱氢和芳烃抽提装置构成，以煤焦油为原料，通过加氢精制、深度精制、异构降凝以及后精制处理，之后通过石脑油脱氢处理、芳烃抽提工艺后制得高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油，同时产生大量的氢气，作为煤焦油加氢的氢气补充，所得产品油质量好，按照国家标准进行了检测，所检测的各项指标达到了国家标准。
Description
技术领域
本发明属于煤焦油加氢领域，具体涉及到全馏分中低温煤焦油、部分中低温煤焦油馏分油、510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油加氢制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的工艺系统、催化剂级配方案及加工方法。
背景技术
煤焦油是煤热解的液体产物，含有大量的氧、氮、硫、金属等多环、杂环芳烃物，且胶质、沥青质占50％以上，氮的含量超过1.2％，氧超过6％，分子结构、组成复杂，金属离子特别是铁、钙、镁离子含量高，煤焦油加氢技术是通过加氢反应脱除煤焦油中金属、硫、氮等对环境产生污染的组分，生产环境友好的清洁燃料和化工原料。煤焦油加氢技术目前主要包括全馏分加氢技术、宽馏分加氢技术、延迟焦化加氢裂化技术、减压蒸馏加氢技术、悬浮床加氢技术等。特别是“中低温煤焦油全馏分加氢多产中间馏分油成套工业化技术FTH”的突破，将煤焦油中难以转化的胶质、沥青质转化为油品，将液体收率提升到98.3％，标志着这项技术日趋成熟。
煤焦油加氢精制后的生成油，进一步深度精制后可完全脱除氧、氮、硫等杂质、饱和芳烃并将少部分开环形成的直链烃异构降凝可制取低凝点的航煤、低凝点柴油、环烷基基础油。
环烷基基础油是一种特殊性能的基础油，中高馏分环烷基基础油具有高溶解性、低温性能优异、橡胶相容性好，高氧化安定性，无毒、无害的特性，可作为高级橡胶填充油和工业级、化装级白油，优异的低温性能可作为冷冻机油，还可生产粘度指数高的II类环烷基润滑油基础油，中间馏分的馏分油具有高的氧化安定性、极高的电器性能和优良的传热介质特性可作为优质变压器油；中低馏分环烷基馏分油冰点极低可做为环烷基航空煤油；低馏分环烷基馏分油可脱氢制芳烃，经抽提制高辛烷值汽油。
专利201210433517.0中低温煤焦油加氢生产变压器基础油的方法，专利201310532441.1中低温煤焦油生产环保型橡胶填充油的方法，201210433553.7中低温煤焦油加氢生产冷冻机油基础油的方法，专利201310532426.7一种中低温煤焦油生产橡胶填充油的方法，以上四个专利都是利用中低温煤焦油生产环烷基基础油，采用将中低温煤焦油切割为轻馏分段和重馏分段，只将轻馏分段进行加氢处理，再进行加氢改质，各馏分段都是单独加氢处理，加氢过程中馏分段叠加，产品收率低，运行成本高。
专利201310419392.0一种煤焦油生产环烷基变压器基础油的方法，专利2013104119444.4一种煤焦油制备环烷基冷冻机油的方法，是将煤焦油全馏分进行加氢精制，然后将馏分段再改质，最后用糠醛白土精制，虽然收率较上面四个专利有所提高，但采用糠醛白土精制工艺复杂，且后续环保处理难度大。
专利201410783515.3全氢型煤焦油制环烷基基础油和低凝柴油的系统及方法。原料扩大到中低温煤焦油全馏分段、510℃之前的高温煤焦油馏分油和蒽油，采用全氢型一次性通过，收率高，经济效益显著。但加氢精制过程虽然通过催化剂的级配和过程控制有效的延长了运行周期，但由于煤焦油的结焦前驱物复杂，焦油精制第一反应器床层压力上升较快影响了运行周期，加氢深度精制和加氢异构、后精制分为两段，增加循环氢压缩机、加热炉、高/低分、高压进料泵等高压设备，造成投资过大，运行费用高的缺点。同时加氢精制后的切割180～280℃作为柴油，凝点降低，但十六烷值较低，达不到国五柴油标准。
专利201310103189.2全馏分煤焦油加氢制燃料油和润滑油基础油的方法，生产燃料油的同时，可以生产粘度指数较高的环烷基润滑油基础油，但产品方案局限性，不可以根据市场和本身的特点物尽其用。
专利201310390312.3一种煤焦油制取芳烃的方法，将煤焦油加氢生产的石脑油进行重整，生产芳烃。煤焦油加氢后的石脑油芳潜含量高达85％以上，环烷烃和芳烃占80％以上，绝大部分是环烷烃，在煤焦油加氢精制过程中生成的石脑油的硫、氮含量极低，采用简单的固定床脱氢和芳烃抽提就可生产高辛烷值的汽油，无需重整。
本发明意在开发一种全氢型的全馏分中低温煤焦油、部分中低温煤焦油馏分油、510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油一次通过加氢制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的工艺系统及加工方法。市场前景更广和经济效益更好，且运行成本更低。
发明内容
本发明的目的是提供一种全氢型的全馏分中低温煤焦油、部分中低温煤焦油馏分油、510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油一次通过加氢制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统。
本发明的另一目的是提供一种全氢型的全馏分中低温煤焦油、部分中低温煤焦油馏分油、510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油一次通过加氢制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的加工方法。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案是：
该全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，包括煤焦油精制装置，该煤焦油精制装置的生成油输出口与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置的输入口相连通，煤焦油精制装置的石脑油出口和馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置的石脑油出口分别与石脑油脱氢和芳烃抽提装置入口相连通，馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置的循环氢管线和石脑油脱氢和芳烃抽提装置的循环氢管线分别与煤焦油精制装置的循环氢管线连通；
所述煤焦油精制装置由焦油加热炉、两个并列的焦油一级反应器、焦油换热器、焦油二级反应器、焦油三级反应器、生成油高压分离器、生成油常压分馏塔、生成油减压分馏塔连接构成；煤焦油管线和新氢管线分别与焦油加热炉的输入口连通，焦油加热炉的输出口通过管道与氢气管道连通，并通过连接接头分别与两个焦油一级反应器上端输入口相连通，两个焦油一级反应器的下端输出口通过安装在管道上的焦油换热器与焦油二级反应器上端的输入口相连通，两个焦油一级反应器上部均装填有保护催化剂，下部装填脱金属催化剂；焦油二级反应器下端的输出口通过管道与焦油三级反应器上端的输入口相连通，焦油二级反应器和焦油三级反应器的上端的输入口分别通过管道与氢气管道连通，焦油二级反应器上部装填脱沥青催化剂，下部装填预精制催化剂，焦油三级反应器内装填精制催化剂，焦油三级反应器下端的输出口通过安装在管道上的生成油高压分离器分别与循环氢管道、生成油常压分馏塔的输入口相连通，生成油常压分馏塔的顶部安装有驰放气输出管道、上部安装有小于180℃石脑油输出管道、中部连接180～365℃的馏分油输出管道、底部安装有余油输出管道，余油输出管道与生成油减压分馏塔入口相联通，生成油减压分馏塔的上部连接有365～510℃的馏分油输出管道，生成油常压分馏塔中部180～365℃的馏分油管道与生成油减压分馏塔的上部365～510℃的馏分油管道均与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置入口相连通；
所述馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置由深度精制加热炉、深度精制反应器、热高压汽提塔、冷高压分离器、异构降凝反应器、馏分油换热器、后精制反应器、馏分油高压分离器、馏分油常压分馏塔、馏分油减压分馏塔连接构成；深度精制加热炉的输入口与煤焦油精制装置的生成油常压分馏塔中部180～365℃的馏分油管道和生成油减压分馏塔的上部365～510℃的馏分油管道相连通，深度精制加热炉的出口与深度精制反应器上端的入口相连通，深度精制加热炉的输入口和深度精制反应器上端的入口分别通过管道与氢气管道相连通；深度精制反应器内装填深度精制催化剂，深度精制反应器下端的出口与热高压汽提塔上部入口连通，热高压汽提塔顶部出口通过管道与冷高压分离器中部入口连通，热高压汽提塔的汽提气入口与氢气管道连通，热高压汽提塔的底部出口和氢气管道均与异构降凝反应器上部的入口连通，异构降凝反应器内装填异构降凝催化剂，冷高压分离器底部出口与小于180℃石脑油出口管道连通、顶部循环氢出口与氢气管道相连通，异构降凝反应器底部出口通过管道与馏分油换热器连通，馏分油换热器出口、氢气管道均与后精制反应器顶部入口连通，后精制反应器内装填后精制催化剂，后精制反应器底部出口通过安装在管道上的馏分油高压分离器与馏分油常压分馏塔入口连通，馏分油高压分离器顶部循环氢出口与氢气管道连通、馏分油高压分离器底部出口与馏分油常压分馏塔中部入口连通，馏分油常压分馏塔顶部出口与驰放气出口管道连通、底部出口通过管道与馏分油减压分馏塔下部入口连通，馏分油常压分馏塔中部出口分别与小于180℃石脑油、180～280℃的航煤馏分油、280～320℃变压器油、320～365℃冷冻机油输出管道连通，馏分油减压分馏塔上部出口与365～420℃的馏分油管道连通、底部出口与420～510℃的馏分油管道连通；
石脑油脱氢和芳烃抽提装置由石脑油加热炉、一级脱氢反应器、二级脱氢反应器、石脑油分离器、稳定塔以及三苯抽提塔构成，石脑油加热炉一段入口通过管道与生成油常压分馏塔和冷高压分离器的石脑油输出管道以及氢气管道连通，石脑油加热炉一段出口管道与一级脱氢反应器上部入口管道连通，一级脱氢反应器出口管道、氢气管道与石脑油加热炉二段加热管道入口连通，石脑油加热炉二段出口管道与二级脱氢反应器的上部入口管道连通，二级脱氢反应器的出口管道通过管道上的石脑油分离器与稳定塔中部连通，石脑油分离器的顶部出口与氢气管道连通，稳定塔顶部与塔顶馏分管道连通，稳定塔的底部出口通过管道与三苯抽提塔下部入口连通，三苯抽提塔的上部出口分别与侧线苯、甲苯、二甲苯管道连通、底部出口与高辛烷值汽油管道连通。
上述系统还包括有中低温馏分油中间罐和高温馏分油中间罐，中低温馏分油中间罐的入口通过管道与生成油常压分馏塔中部的180～365℃的馏分油输出管道连通、出口通过管道与深度精制加热炉的入口连通，高温馏分油中间罐的入口通过管道与生成油减压分馏塔上部的365～510℃的馏分油输出管道连通、出口通过管道与深度精制加热炉的入口连通。
一种使用上述系统实现全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法由下列步骤组成：
(1)煤焦油精制
经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油或部分中低温煤焦油的馏分油或减压蒸馏切割510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油混氢后经焦油加热炉加热到220～260℃，依次进入焦油一级反应器、焦油换热器、焦油二级反应器、焦油三级反应器、生成油高压分离器、生成油常压分馏塔(1-7)、生成油减压分馏塔；焦油一级反应器并列安装，两个焦油一级反应器均是填装保护催化剂和脱金属催化剂，进行烯烃饱和脱金属反应，反应平均温度220～280℃，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，焦油一级反应器的流出物与焦油换热器进行换热升温到280～310℃，进入焦油二级反应器，焦油二级反应器内装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为280～350℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱硫、脱氮，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，流出物进入焦油三级反应器，焦油三级反应器装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器反应平均温度为330～390℃，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，总液体体积空速为0.15～0.5h-1，焦油三级反应器的生成油经生成油高压分离器分离氢气后进入生成油常压分馏塔，经生成油常压分馏塔分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油、180～365℃的馏分油和塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔，经生成油减压分馏塔分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底为大于510℃的馏分油，将所有分馏油混合直接进入馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置中；
(2)馏分油深度精制、异构降凝和后精制
煤焦油精制装置分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油混合后，在管道中混氢，进入深度精制加热炉升温到340～380℃进入深度精制反应器进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为340～380℃，液体体积空速为0.25～0.7h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1，反应产物通过热高压汽提塔，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度320～350℃进入异构降凝反应器，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为320～350℃，液体体积空速为0.6～2.2h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；经换热后温度降为220～260℃，进入后精制反应器，后精制反应器内装填后精制催化剂，反应平均温度为220～260℃，液体体积空速为0.6～2.6h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应产物经高压分离器分离后，进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油、180～365℃冷冻机油、365～420℃的化装级白油10#以及420～510℃的化装级白油15#；或者反应产物切割为小于180℃石脑油馏分油、180～365℃的低凝柴油、大于365℃的的润滑油基础油；
(3)石脑油脱氢、芳烃抽提
将步骤(1)和步骤(2)分馏所得小于180℃的石脑油混合，经石脑油加热炉加热进入一级脱氢反应器，反应产物再加热进入二级脱氢反应器，经石脑油脱氢催化剂催化脱氢，反应平均温度420～450℃，液体体积空速为2.0～6.0h-1，压力1.0～3.5MPa，反应产物经常规芳烃抽提后作为高辛烷值汽油，产生的氢气作为煤焦油精制装置的补充氢，循环利用。
上述步骤(1)中将生成油常压分馏塔分馏出的180～365℃的中低温馏分油储存于中低温馏分油中间罐中，将生成油减压分馏塔中分馏的365～510℃的高温馏分油储存于高温馏分油中间罐。
步骤(2)具体是：将从中低温馏分油中间罐输出的180～365℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉升温到330～370℃进入深度精制反应器，该反应器装填深度精制催化剂，在深度精制反应器内进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，反应平均温度为330～370℃，液体体积空速为0.4～0.8h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1，反应产物通过热高压汽提塔经新氢汽提，将小于180℃的石脑油馏分、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，馏分油混氢后调整温度至310～340℃进入异构降凝反应器，该反应器装填异构降凝催化剂，反应入口温度为310～340℃，液体体积空速为0.8～2.6h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应后的产物经换热后温度降为220～260℃，进入后精制反应器，该反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为220～260℃，液体体积空速为0.8～3.0h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1，反应产物经高压分离器分离后进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油、180～280航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃冷冻机油分别输出或者合并180～365℃的馏分油为低凝柴油。
从高温馏分油中间罐输出的365～510℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉升温到350～390℃进入深度精制反应器进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为350～390℃，液体体积空速为0.15～0.4h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1；反应产物通过热高压汽提塔经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度330～360℃进入异构降凝反应器，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为330～360℃，液体体积空速为0.4～1.8h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应后产物经换热后温度降为230～280℃，进入后精制反应器，后精制反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为230～280℃，液体体积空速为0.8～2.4h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应产物经高压分离器分离后进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油馏分油、180～280℃航空煤油馏分油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油、365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#，分别输出；或者是合并180～365℃的馏分油为低凝柴油，合并365～420℃、420～510℃馏分油为润滑油基础油。
上述步骤(1)所用保护催化剂的载体主晶相为纳米级α-Al2O3，载体的比表面为5～12m2/g，孔容为0.02～0.4ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％、50000～100000nm的大孔占总孔容的百分数大于35％，孔分布为单峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
上述步骤(1)的脱金属催化剂的载体为硅改性的γ-Al2O3，载体的比表面积为50～90m2/g、孔容为0.15～0.45ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的35％～55％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于25％，孔分布为双峰型，无定形硅、助剂、活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
上述步骤(1)中所用脱沥青催化剂的载体为介孔硅铝复合氧化物，硅铝比为16：1，比表面积为80～140m2/g，孔容为0.2～0.65ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的25％～35％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分及助剂由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
上述步骤(1)中所用预精制催化剂的载体为Si改性的γ-Al2O3和ZrO复合体，比表面积为120～210m2/g、孔容为0.45～1.0ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的30％～65％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于16％，孔分布为双峰型，ZrO、助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
上述精制催化剂的载体为介孔TiO2-SiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与SiO2、Al2O3的质量比为10：20：35，比表面积为280～320m2/g、孔容为0.2～0.55ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型；助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
在上述步骤(3)中，石脑油脱氢催化剂载体为γ-Al2O3，γ-Al2O3的孔体积为0.56～0.74ml/g，最可几孔半径为4.8～5.5nm，活性成分由下述质量的原料组成，Sn/Pt为5，其余为载体：
上述深度精制催化剂的载体为硅改性γ-Al2O3、比表面积为300～350m2/g、孔容为0.08～0.45ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的46～60％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于10％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
所述异构剂降凝催化剂是载体是硅烷化ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛，ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛的质量比1:3，活性成分由下述质量的原料组成，其余为载体：
Pt 0.1％～0.50％
所述后精制催化剂的载体为TiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与Al2O3的质量为1:4，比表面积为280～350m2/g，孔容为0.2～0.8ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的21％～28％，活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
Pt 0.20％～0.50％
Pb 0.10％～0.30％。
本发明的煤焦油全氢型加氢制取高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统及方法，与现有技术相比，优点是：
1、本发明的煤焦油精制装置的焦油一级反应器由并列的两个相同的反应器组成，可单独切换运行，也可并列运行，即可满足煤焦油中烯烃的饱和又能提高催化剂的利用率，同时可切换更换催化剂，延长运行周期；通过催化剂级配方案、工艺方案可保证全馏分中低温煤焦油、510℃之前的高温煤焦油馏分的胶质、沥青质全部转化为油品，还可加工蒽油，并提高了催化剂的抗积碳能力，保证装置的长周期稳定运行。
2、本发明的石脑油脱氢和芳烃抽提装置是利用煤焦油加氢生成石脑油组分多为环烷烃的特点采用环烷烃脱氢的简单工艺制取芳烃，经抽提后制取高辛烷值汽油，同时产生大量的氢气，作为煤焦油加氢的氢气补充。
3、本发明的馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置，在馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置之间采用热高压汽提塔，用新氢作为汽提气，多余的循环氢作为煤焦油精制装置补充氢气，既可以保证异构降凝和后精制装置的贵金属催化剂的对硫、氮的要求，又可大大降低投资成本，同时大大减少能量和动力消耗，降低运行费用，在催化剂级配的优化上，载体采用硅改性代替了的氟改性造成催化剂的氟流失、活性下降的缺点，同时避免氟流失后对设备的腐蚀，并对催化剂的部分参数、级配和工艺方案优化，可生产高辛烷值汽油、航煤、低凝柴油、变压器油、冷冻机油、橡胶填充油的同时，可生产更高品质的润滑油基础油和化装级白油。
4、本发明的方法减少加工过程中分段，减少切换加工的频次，并可根据需要连续进料减轻了分馏塔的操作难度，与此同时，本发明将180～280℃馏分段的柴油馏分进一步的加氢精制异构降凝可生产低冰点，高氧化安定性的航空煤油。也可切割180～365℃的馏分段作为高十六烷值，超低凝点的国五柴油。
5、本发明的原料适应性强，产品方案可根据市场灵活调整，产品附加值更高，非贵金属加氢催化剂开车时要硫化，同时在反应过程中不断补硫来维持活性，贵金属催化剂反应开始要氢化脱氧，反应进料的硫、氮控制在2PPm以内。
6、使用本发明全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统以及制备方法制备的高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油等，产品按国家的测试标准进行了检测，达到了国家车用高辛烷值汽油、低凝柴油、变压器油、冷冻机油、橡胶油填充油、工业级/化装级白油、Ⅱ类润滑油基础油的标准。
附图说明
图1是本发明实施例1全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油系统的结构示意图。
图2是图1中煤焦油精制装置1的结构示意图。
图3是图1中馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的结构示意图。
图4是图1中石脑油脱氢和芳烃抽提装置5的结构示意图。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明进一步详细说明，但本发明不限于下述的实施情形。
在图1中，本实施例的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油系统由煤焦油精制装置1、高温馏分油中间罐2、中低温馏分油中间罐3、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4、石脑油脱氢和芳烃抽提装置5连接构成。
具体是：煤焦油精制装置1的输出口分别通过中低温馏分油中间罐3、高温馏分油中间罐2与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的输入口相连通，或者还可以直接与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的输入口相连通，煤焦油精制装置1的石脑油出口和馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的石脑油出口均与石脑油脱氢和芳烃抽提装置5的入口连通，馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的循环氢出口和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5的循环氢出口分别与循环氢管线连通，并通过循环氢管线与煤焦油精制装置1的循环氢管线连通。
如图2所示，煤焦油精制装置是由焦油加热炉1-1、焦油一级反应器1-2、焦油换热器1-3、焦油二级反应器1-4、焦油三级反应器1-5、生成油高压分离器1-6、生成油常压分馏塔1-7、生成油减压分馏塔1-8连接构成。煤焦油管线和新氢管线分别与焦油加热炉1-1的输入口连通，焦油加热炉1-1的输出口通过管道与氢气管道连通，并且再通过连接接头与焦油一级反应器1-2的上端输入口相连通，焦油一级反应器1-2是并列安装在两个(图2中分别标记为1-2-1和1-2-2)，焦油一级反应器1-2的下端输出口分别通过管道与焦油换热器1-3的入口连通，焦油换热器1-3的输出口通过管道与焦油二级反应器1-4上端的输入口相连通，该焦油二级反应器1-4上端的输入口还通过管道与氢气管道连通，在两个焦油一级反应器1-2内均装填保护催化剂和脱金属催化剂，保护催化剂装填在上部，脱金属催化剂装填在下部，并且其装填方法相同，焦油二级反应器1-4下端的输出口通过管道与焦油三级反应器1-5上端的输入口相连通，并且还与氢气管道连通，在该焦油二级反应器1-4的上部装填有脱沥青催化剂，下部装填预精制催化剂，焦油三级反应器1-5装填精制催化剂，焦油三级反应器1-5下端的输出口通过管道与生成油高压分离器1-6的油液入口连通，该生成油高压分离器1-6的油液出口通过管道与生成油常压分馏塔1-7的输入口相连通、氢气出口与氢气管道连通，生成油常压分馏塔1-7的顶部安装有驰放气输出管道、上部安装有小于180℃的石脑油输出管道、中部连接180～365℃的馏分油输出管道、底部安装有余油输出管道，其中180～365℃的馏分油输出管道通过管道与中低温馏分油中间罐3的入口连通，余油输出管道与生成油减压分馏塔1-8的入口相连通，该生成油减压分馏塔1-8的上部连接365～510℃的馏分油输出管道，365～510℃的馏分油输出管道与高温馏分油中间罐2的入口相连通。
上述中低温馏分油中间罐3的出口以及高温馏分油中间罐2的出口分别通过管道与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4相连通，即煤焦油精制装置1通过中低温馏分油中间罐3和高温馏分油中间罐2与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4相连通，或者还可以将本发明的煤焦油精制装置1与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4直接连通，即将煤焦油精制装置1的生成油常压分馏塔1-7中部180～365℃的馏分油管道、生成油减压分离塔1-8的上部365～510℃的馏分油管道直接与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4入口相连通。
在图3中，本发明的馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4是由深度精制加热炉4-1、深度精制反应器4-2、热高压汽提塔4-3、冷高压分离器4-4、异构降凝反应器4-5、馏分油换热器4-6、后精制反应器4-7、馏分油高压分离器4-8、馏分油常压分馏塔4-9、馏分油减压分馏塔4-10连接构成。具体是：深度精制加热炉4-1的输入口与中低温馏分油中间罐3出口和高温馏分油中间罐2出口相连通，或者深度精制加热炉4-1的输入口直接与生成油常压分馏塔1-7中部180～365℃的馏分油管道、生成油减压分馏塔1-8的上部365～510℃的馏分油管道相连通，深度精制加热炉4-1的出口与深度精制反应器4-2上端的入口相连通，深度精制加热炉4-1与深度精制反应器4-2上端的入口均与氢气管道相连通，深度精制反应器4-2下端的出口与热高压汽提塔4-3上部入口连通，在深度精制反应器4-2内装填深度精制催化剂，热高压汽提塔4-3顶部出口通过管道与冷高压分离器4-4中部入口连通，热高压汽提塔4-3下部的汽提气入口与氢气管道连通、底部出口与异构降凝反应器4-5上部入口连通，该异构降凝反应器4-5的上部入口还与氢气管道连通，在该异构降凝反应器4-5内装填异构降凝催化剂，冷高压分离器4-4底部出口与石脑油出口管道连通，顶部循环氢出口与氢气管道连通，异构降凝反应器4-5底部出口通过管道与馏分油换热器4-6连通，馏分油换热器4-6出口与后精制反应器4-7顶部入口连通，后精制反应器4-7的顶部入口还与氢气管道相连通，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，该后精制反应器4-7的底部出口通过管道与馏分油高压分离器4-8的入口连通，馏分油高压分离器4-8的顶部循环氢出口与氢气管道连通、底部出口与常压分离塔4-9中部入口连通，馏分油常压分馏塔4-9的顶部出口与驰放气出口管道连通、中部出口分别与小于180℃石脑油、180～280℃的航煤、280～320℃变压器油、320～365℃冷冻机油输出管道连通，该馏分油常压分馏塔4-9的底部出口通过管道与馏分油减压分馏塔4-10下部入口连通，该馏分油减压分馏塔4-10上部出口与365～420℃的馏分油管道连通、底部出口与420～510℃的馏分油管道连通。
在图4中，石脑油脱氢和芳烃抽提装置5由石脑油加热炉5-1、一级脱氢反应器5-2、二级脱氢反应器5-3、石脑油分离器5-4、稳定塔5-5、三苯抽提塔5-6构成。本发明的石脑油加热炉5-1的一段入口通过管道与氢气管道和生成油常压分馏塔1-7的石脑油输出管道以及冷高压分离器4-4的石脑油输出管道连通，石脑油加热炉5-1一段出口管道与一级脱氢反应器5-2的上部入口管道连通，一级脱氢反应器5-2出口管道、氢气管道与石脑油加热炉5-1的二段入口管道连通，石脑油加热炉5-1二段出口管道与二级脱氢反应器5-3的上部入口管道连通，二级脱氢反应器5-3的出口管道与石脑油分离器5-4的入口连通，石脑油分离器5-4的循环氢出口与氢气管道连通、出口通过管道与稳定塔5-5中部连通，稳定塔5-5顶部与塔顶馏分管道连通，稳定塔5-5的底部出口通过管道与三苯抽提塔5-6下部入口连通，三苯抽提塔5-6的上部出口分别与侧线苯、甲苯、二甲苯管道连通、底部出口与高辛烷值汽油管道连通。
实施例1
本实施例的系统中，煤焦油精制装置1的输出口分别通过中低温馏分油中间罐3、高温馏分油中间罐2与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的输入口相连通。
采用上述的系统制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法由以下步骤实现：
(1)煤焦油精制
经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油，混氢后经焦油加热炉1-1加热到220℃，依次进入焦油一级反应器1-2、焦油换热器1-3、焦油二级反应器1-4、焦油三级反应器1-5、生成油高压分离器1-6、生成油常压分馏塔1-7、生成油减压分馏塔1-8，焦油一级反应器并列安装，即焦油一级反应器1-2-1和焦油一级反应器1-2-2，操作时可切换使用，两个焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2装填相同的催化剂，即保护剂和脱金属催化剂，进行烯烃饱和、脱金属反应，反应平均温度220℃，反应的压力12MPa，氢油比1500:1，焦油一级反应器1-2-1和焦油一级反应器1-2-2的流出物与焦油换热器1-3进行换热升温至280℃，进入焦油二级反应器1-4，焦油二级反应器1-4装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为280℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱硫、脱氮，反应的压力12MPa，氢油比1500:1，流出物进入焦油三级反应器1-5，焦油三级反应器1-5装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器1-5反应平均温度为330℃，反应的压力12MPa，氢油比1500:1，液体体积空速为0.15h-1，焦油三级反应器1-5的生成油经生成油高压分离器1-6分离氢气后进入生成油常压分馏塔1-7，经生成油常压分离塔1-7分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油和180～365℃的馏分油、塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔1-8，经生成油减压分馏塔1-8分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底大于510℃的馏分油，180～365℃的中低温馏分油储存于中低温馏分油中间罐3，365～510℃的高温馏分油储存于高温馏分油中间罐2。
(2)馏分油深度精制、异构降凝和后精制
从中低温馏分油中间罐3输出的180～365℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到330℃进入深度精制反应器4-2，该反应器装填深度精制催化剂，在深度精制反应器4-2内进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，反应平均温度为330℃，液体体积空速为0.4h-1，压力14MPa，氢油比800:1，反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油馏分、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离出小于180℃石脑油和氢气，氢气循环回用，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，馏分油混氢后调整温度温度至310℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应入口温度为310℃，液体体积空速为0.8h-1，压力14MPa，氢油比500:1；反应后的产物经馏分油换热器4-6换热后温度降为220℃，进入后精制反应器4-7，该反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为220℃，液体体积空速为0.8h-1，压力14MPa，氢油比500:1，反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏切割为小于180℃石脑油、180～280航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃的冷冻机油。
中低温馏分油中间罐3用完后将高温馏分油中间罐2的365～510℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到350℃进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，深度精制催化剂反应平均温度为350℃，液体体积空速为0.15h-1，压力14MPa，氢油比800:1，反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，氢气可以循环回用，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度330℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为330℃，液体体积空速为0.4h-1，压力14MPa，氢油比500:1；反应后的产物经馏分油换热器4-6换热后温度降至230℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为230℃，液体体积空速为0.8h-1，压力14MPa，氢油比500:1；反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9的塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#。
(3)石脑油脱氢、芳烃抽提
步骤(1)和步骤(2)分馏所得小于180℃石脑油混合后经石脑油加热炉5-1加热到450℃进入一级脱氢反应器5-2，反应产物再经石脑油加热炉5-1加热到450℃进入二级脱氢反应器5-3，经石脑油脱氢催化剂催化脱氢，反应平均温度420℃，液体体积空速为2.0h-1，压力1.0MPa，反应产物经石脑油分离器5-4分离氢气后经稳定塔5-5脱除小于65℃的轻烃组分，稳定塔5-5底部馏分油进入三苯抽提塔5-6，抽提苯、部分甲苯、部分二甲苯后作为高辛烷值汽油，产生的氢气作为煤焦油精制装置的补充氢。
在本发明的步骤(1)中，保护催化剂的载体主晶相为纳米级α-Al2O3，载体的比表面积为5～12m2/g、孔容为0.02～0.4ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％、孔径为50000～100000nm的大孔占总孔容的百分数大于35％，孔分布为单峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
脱金属催化剂的载体为硅改性的γ-Al2O3，载体的比表面积为50～90m2/g、孔容为0.15～0.45ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的35％～55％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于25％，孔分布为双峰型，无定形硅、助剂、活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
脱沥青催化剂的载体为介孔硅铝复合氧化物，硅铝比为16：1，比表面积为80～140m2/g、孔容为0.2～0.65ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的25％～35％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分及助剂由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
预精制催化剂的载体为Si改性的γ-Al2O3和ZrO复合体，比表面积为120～210m2/g，孔容为0.45～1.0ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的30％～65％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于16％，孔分布为双峰型，ZrO、助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
精制催化剂的载体为介孔TiO2-SiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与SiO2、Al2O3的质量比为10：20：35，比表面积为280～320m2/g、孔容为0.2～0.55ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型；助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
在本发明的步骤(2)中，深度精制催化剂的载体为硅改性γ-Al2O3、比表面积为300～350m2/g、孔容为0.08～0.45ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的46～60％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于10％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
上述异构剂降凝催化剂的载体是硅烷化ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛，ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛的质量比1:3，活性成分由下述质量的原料组成，其余为载体：
Pt 0.1％
后精制催化剂的载体为TiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与Al2O3的质量为1:4，比表面积280～350m2/g，孔容为0.2～0.8ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的21％～28％，活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
Pt 0.20％
Pb 0.10％
石脑油脱氢催化剂载体为γ-Al2O3，γ-Al2O3的孔体积为0.56～0.74ml/g，最可几孔半径为4.8～5.5nm，活性成分由下述质量的原料组成，Sn/Pt为5，其余为载体：
实施例2
本实施例的系统中，煤焦油精制装置1的输出口分别通过中低温馏分油中间罐3、高温馏分油中间罐2与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的输入口相连通。
采用上述的系统制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
(1)煤焦油精制
经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油，混氢后的原料经焦油加热炉1-1加热到260℃，依次进入焦油一级反应器1-2、焦油换热器1-3、焦油二级反应器1-4、焦油三级反应器1-5、生成油高压分离器1-6、生成油常压分馏塔1-7、生成油减压分馏塔1-8，焦油一级反应器为并列安装的两个，即焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2，操作时并列使用，两个焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2装填相同的催化剂，即上部是保护催化剂，下部是脱金属催化剂，进行烯烃饱和脱金属反应，反应平均温度280℃，反应的压力16MPa，氢油比2300:1，焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2的流出物与焦油换热器1-3进行换热到310℃，进入焦油二级反应器1-4，焦油二级反应器1-4装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为350℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱硫、脱氮，反应的压力16MPa，氢油比2300:1，流出物进入焦油三级反应器1-5，焦油三级反应器1-5装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器1-5反应平均温度为390℃，反应的压力16MPa，氢油比2300:1，总液体体积空速为0.5h-1，焦油三级反应器1-5的生成油经生成油高压分离器1-6分离氢气后进入生成油常压分馏塔1-7，经生成油常压分馏塔1-7分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油和180～365℃的馏分油、塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔1-8，经生成油减压分馏塔1-8分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底大于510℃的馏分油，180～365℃的中低温馏分油储存于中低温馏分油中间罐3，365～510℃的高温馏分油储存于高温馏分油中间罐2。
(2)馏分油深度精制、异构降凝和后精制
将中低温馏分油中间罐3输出的180～365℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到370℃进入深度精制反应器4-2，该反应器装填深度精制催化剂，在深度精制反应器4-2内进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，反应平均温度为370℃，液体体积空速为0.8h-1，压力21MPa，氢油比1200:1，反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油馏分、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，馏分油混氢后调整温度340℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应入口温度为340℃，液体体积空速为2.6h-1，压力21MPa，氢油比1000:1；反应后的产物经馏分油换热器4-6换热后温度降为260℃，进入后精制反应器4-7，该反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为260℃，液体体积空速为3.0h-1，压力21MPa，氢油比1000:1，反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃冷冻机油。
将高温馏分油中间罐输出的365～510℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到390℃进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，深度精制催化剂剂反应平均温度为390℃，液体体积空速为0.4h-1，压力21MPa，氢油比1200:1，反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度360℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为360℃，液体体积空速为1.8h-1，压力21MPa，氢油比1000:1；反应后产物经馏分油换热器4-6换热后温度降为280℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为280℃，液体体积空速为2.4h-1，压力21MPa，氢油比1000:1；反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#和420～510℃化装级白油15#。
(3)石脑油脱氢、芳烃抽提
将步骤(1)和步骤(2)分馏所得小于180℃石脑油混合经石脑油加热炉5-1加热到480℃进入一级脱氢反应器5-2，反应产物再经石脑油加热炉5-1加热到480℃进入二级脱氢反应器5-3，经石脑油脱氢催化剂催化脱氢，反应平均温度450℃，液体体积空速为6.0h-1，压力3.5MPa，反应产物经石脑油分离器5-4分离氢气后经稳定塔5-5脱除小于65℃的轻烃组分，稳定塔5-5底部馏分油进入三苯抽提塔5-6，抽提苯、部分甲苯、部分二甲苯后作为高辛烷值汽油，产生的氢气作为煤焦油精制装置的补充氢，循环利用。
在本发明的步骤(1)中，保护催化剂的载体主晶相为纳米级α-Al2O3，载体的比表面积为5～12m2/g、孔容为0.02～0.4ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％、50000～100000nm的大孔占总孔容的百分数大于35％，孔分布为单峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
脱金属催化剂的载体为硅改性的γ-Al2O3，载体的比表面积为50～90m2/g、孔容为0.15～0.45ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的35％～55％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于25％，孔分布为双峰型，无定形硅、助剂、活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
脱沥青催化剂的载体为介孔硅铝复合氧化物，硅铝比为16：1，比表面积为80～140m2/g，孔容为0.2～0.65ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的25％～35％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分及助剂由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
预精制催化剂的载体为Si改性的γ-Al2O3和ZrO复合体，比表面积为120～210m2/g、孔容为0.45～1.0ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的30％～65％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于16％，孔分布为双峰型，ZrO、助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
精制催化剂的载体为介孔TiO2-SiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与SiO2、Al2O3的质量比为10：20：35，比表面积为280～320m2/g、孔容为0.2～0.55ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型；助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
在本实施例的步骤(2)中，深度精制催化剂的载体为硅改性γ-Al2O3、比表面积为300～350m2/g、孔容为0.08～0.45ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的46～60％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于10％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
上述异构剂降凝催化剂的载体是硅烷化ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛，ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛的质量比1:3，活性成分由下述质量的原料组成，其余为载体：
Pt 0.50％
后精制催化剂的载体为TiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与Al2O3的质量为1:4，比表面积为280～350m2/g，孔容为0.2～0.8ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的21％～28％，活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
Pt 0.50％
Pb 0.30％
步骤(3)中，所用石脑油脱氢催化剂载体为γ-Al2O3，γ-Al2O3的孔体积为0.56～0.74ml/g，最可几孔半径为4.8～5.5nm，活性成分由下述质量的原料组成，Sn/Pt为5，其余为载体：
实施例3
本实施例的系统中，煤焦油精制装置1的输出口分别通过中低温馏分油中间罐3、高温馏分油中间罐2与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4的输入口相连通。
采用上述系统制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油方法步骤如下：
(1)煤焦油精制
经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油，混氢后经焦油加热炉1-1加热到240℃，依次进入焦油一级反应器1-2、焦油换热器1-3、焦油二级反应器1-4、焦油三级反应器1-5、生成油高压分离器1-6、生成油常压分馏塔1-7、生成油减压分馏塔1-8，焦油一级反应器为并列的两个相同的反应器，即焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2，操作时切换使用，两个焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2均装填相同的催化剂，即上部填装保护催化剂，下部填装脱金属催化剂，进行烯烃饱和脱金属反应，反应平均温度250℃，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2的流出物与焦油换热器1-3进行换热到295℃，进入焦油二级反应器1-4，焦油二级反应器1-4装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为315℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱氮，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，流出物进入焦油三级反应器1-5，焦油三级反应器1-5装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器1-5反应平均温度为360℃，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，总液体体积空速为0.32h-1，焦油三级反应器1-5的的生成油经生成油高压分离器1-6分离氢气后进入生成油常压分馏塔1-7，经生成油常压分馏塔1-7分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油和180～365℃的馏分油、塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔1-8，经生成油减压分馏塔1-8分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底大于510℃的馏分油，180～365℃的中低温馏分油储存于中低温馏分油中间罐3，365～510℃的高温馏分油储存于高温馏分油中间罐2。
(2)馏分油深度精制、异构降凝和后精制
将中低温馏分油中间罐3输出的180～365℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到350℃进入深度精制反应器4-2，该反应器装填深度精制催化剂，在深度精制反应器4-2内进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，深度精制催化剂反应平均温度为350℃，液体体积空速为0.6h-1，压力17.5MPa，氢油比1000:1。反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油馏分、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，馏分油混氢后调整温度330℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应入口温度为330℃，液体体积空速为1.7h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1；反应后的产物经馏分油换热器4-6换热后温度降为240℃，进入后精制反应器4-7，该反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为240℃，液体体积空速为1.9h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1，反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃冷冻机油。
中低温馏分油中间罐3用完后，将高温馏分油中间罐2输出的365～510℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉4-1升温到370℃进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，深度精制催化剂剂反应平均温度为370℃，液体体积空速为0.28h-1，压力17.5MPa，氢油比1000:1。反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度350℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为350℃，液体体积空速为1.1h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1；反应后产物经馏分油换热器4-6换热后温度降为255℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为255℃，液体体积空速为1.6h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1；反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#和420～510℃化装级白油15#，作为产品油输出。
(3)石脑油脱氢、芳烃抽提
将步骤(1)和步骤(2)分馏所得小于180℃石脑油混合经石脑油加热炉5-1加热到465℃进入一级脱氢反应器5-2，反应产物再经石脑油加热炉5-1加热到465℃进入二级脱氢反应器5-3，经石脑油脱氢催化剂催化脱氢，反应平均温度435℃，液体体积空速为4h-1，压力2.2MPa，反应产物经石脑油分离器5-4分离氢气后经稳定塔5-5脱除小于65℃的轻烃组分，稳定塔5-5底部馏分油进入三苯抽提塔5-6，抽提苯、部分甲苯、部分二甲苯后作为高辛烷值汽油，产生的氢气作为煤焦油精制装置的补充氢。
在本发明的步骤(1)中，保护催化剂的载体主晶相为纳米级α-Al2O3，载体的比表面积为5～12m2/g，孔容0.02～0.4ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％、50000～100000nm的大孔占总孔容的百分数大于35％，孔分布为单峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
脱金属催化剂的载体为硅改性的γ-Al2O3，载体的比表面积为50～90m2/g，孔容0.15～0.45ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的35％～55％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于25％，孔分布为双峰型，无定形硅、助剂、活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
脱沥青催化剂的载体为介孔硅铝复合氧化物，硅铝比为16，比表面积为80～140m2/g、孔容为0.2～0.65ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的25％～35％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分及助剂由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
预精制催化剂的载体为Si改性的γ-Al2O3和ZrO复合体，比表面积为120～210m2/g、孔容为0.45～1.0ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的30％～65％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于16％，孔分布为双峰型，ZrO、助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
精制催化剂的载体为介孔TiO2-SiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与SiO2、Al2O3的质量比为10：20：35，比表面积为280～320m2/g、孔容为0.2～0.55ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型；助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
在本实施例的步骤(2)中，深度精制催化剂的载体为硅改性γ-Al2O3、比表面积为300～350m2/g、孔容为0.08～0.45ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的46～60％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于10％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
上述异构剂降凝催化剂的载体是硅烷化ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛，ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛的质量比1:3，活性成分由下述质量的原料组成，其余为载体：
Pt 0.3％
后精制催化剂的载体为TiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与Al2O3的质量为1:4，比表面积为280～350m2/g，孔容为0.2～0.8ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的21％～28％，活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
Pt 0.35％
Pb 0.20％
石脑油脱氢催化剂载体为γ-Al2O3，γ-Al2O3的孔体积0.56～0.74ml/g，最可几孔半径4.8～5.5nm，活性成分由下述质量的原料组成，Sn/Pt为5，其余为载体：
实施例4
本实施例的系统中煤焦油精制装置的生成油输出口与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置的输入口相连通。
本实施例全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法中，步骤(1)经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油，混氢后经焦油加热炉1-1加热到240℃，依次进入焦油一级反应器1-2、焦油换热器1-3、焦油二级反应器1-4、焦油三级反应器1-5、生成油高压分离器1-6、生成油常压分馏塔1-7、生成油减压分馏塔1-8，焦油一级反应器为并列的两个相同的反应器，即焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2，操作时切换使用，两个焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2均装填相同的催化剂，即上部填装保护催化剂，下部填装脱金属催化剂，进行烯烃饱和脱金属反应，反应平均温度250℃，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，焦油一级反应器1-2-1、焦油一级反应器1-2-2的流出物与焦油换热器1-3进行换热到295℃，进入焦油二级反应器1-4，焦油二级反应器1-4装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为315℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱氮，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，流出物进入焦油三级反应器1-5，焦油三级反应器1-5装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器1-5反应平均温度为360℃，反应的压力14MPa，氢油比1900:1，总液体体积空速为0.32h-1，焦油三级反应器1-5的的生成油经生成油高压分离器1-6分离氢气后进入生成油常压分馏塔1-7，经生成油常压分馏塔1-7分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油和180～365℃的馏分油、塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔1-8，经生成油减压分馏塔1-8分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底大于510℃的馏分油，将所有分馏油混合后通过管道输送至馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置中。
步骤(2)采用连续进料，具体是：煤焦油精制装置1分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油不经过馏分油中间罐，直接混合混氢后经深度精制加热炉4-1升温到340℃进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为340℃，液体体积空速为0.25h-1，压力14MPa，氢油比800:1，反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度320℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为320℃，液体体积空速为0.6h-1，压力14MPa，氢油比500:1；经馏分油换热器4-6换热后温度降为220℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为220℃，液体体积空速为0.6h-1，压力14MPa，氢油比500:1。反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后，进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#和420～510℃化装级白油15#，作为产品油输出。
步骤(3)与实施例1～3任一项相同。
实施例5
本实施例所用系统与实施例4相同。
用全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法中，步骤(2)是煤焦油精制装置1分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油直接混合混氢后经深度精制加热炉4-1升温到380℃，进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为380℃，液体体积空速为0.7h-1，压力21MPa，氢油比1200:1。反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度350℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为350℃，液体体积空速为2.2h-1，压力21MPa，氢油比1000:1；经馏分油换热器4-6换热后温度降为260℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为260℃，液体体积空速为2.6h-1，压力21MPa，氢油比1000:1。反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后，进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#。
其他的步骤与实施例4相同。
实施例6
本实施例所用系统与实施例4相同。
用全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法中，步骤(2)具体是：煤焦油精制装置1分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油直接混合混氢后经深度精制加热炉4-1升温到360℃进入深度精制反应器4-2进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为360℃，液体体积空速为0.48h-1，压力17.5MPa，氢油比1000:1。反应产物通过热高压汽提塔4-3，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢等分离，再经冷高压分离器4-4分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔4-3塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度335℃进入异构降凝反应器4-5，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为335℃，液体体积空速为1.4h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1；经馏分油换热器4-6换热后温度降为240℃，进入后精制反应器4-7，后精制反应器4-7内装填后精制催化剂，反应平均温度为240℃，液体体积空速为1.6h-1，压力17.5MPa，氢油比750:1。反应产物经馏分油高压分离器4-8分离后，进入馏分油常压分馏塔4-9分馏为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油，馏分油常压分馏塔4-9塔底馏分油进入馏分油减压分馏塔4-10，经减压分馏塔分馏为365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#。
其他的步骤与实施例4相同。
实施例7
本实施例制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
在以上的实施例2～6中，煤焦油精制装置1、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5所用的设备、原料、工艺条件及催化剂与相应的实施例相同。在过程馏分油深度精制、异构降凝和后精制4中将产品180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油合并为低凝柴油，365～420℃、420～510℃的馏分油合并为粘度指数大于100的润滑油基础油。
实施例8
本实施例制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
在以上的实施例2～6中，煤焦油精制装置1、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5所用的设备、原料、工艺条件及催化剂与相应的实施例相同。在过程馏分油深度精制、异构降凝和后精制4中将产品180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油合并为低凝柴油，365～420℃化装级白油10#可作为KN4006橡胶填充油、420～510℃化装级白油15#可作为KN4008橡胶填充油。
实施例9
本实施例制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
在以上的实施例2～8中，煤焦油精制装置1、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5所用的设备、工艺条件及催化剂与相应的实施例相同。所用原料由等质量的部分中低温煤焦油替换。
实施例10
本实施例制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
在以上的实施例2～8中，煤焦油精制装置1、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5所用的设备、工艺条件及催化剂与相应的实施例相同。所用原料由等质量的510℃之前的高温煤焦油馏分油替换。
实施例11
本实施例制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法步骤如下：
在以上的实施例2～8中，煤焦油精制装置1、馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置4和石脑油脱氢和芳烃抽提装置5所用的设备、工艺条件及催化剂与相应的实施例相同。所用原料由等质量的蒽油替换。
为了验证本发明的有益效果，发明人采用本发明下述实施例制备的高辛烷值汽油、航空煤油、低凝柴油和环烷基基础油按表格里国家测试标准进行了检测，各种实验情况如下：
实施例1制备的柴油馏分油按国家(行业)标准进行了测试，检测结果见表1。
表1实施例1制备的柴油馏分油检测结果及国家(行业)标准对照表
采用实施例1制备的环烷基变压器基础油，按国家(行业)标准进行了测试，试验结果见表2。
表2实施例1环烷基变压器基础油检测结果及国家(行业)标准对照
采用实施例3制备的环烷基冷冻机油(L-DRA46)，按国家(行业)标准进行了测试，试验结果见表3。
表3实施例3环烷基冷冻机油检测结果及国家(行业)标准对照表
采用实施例1中365～510℃的高温馏分油制备的环烷基橡胶油KN系列(KN4006、KN4008)，按国家(行业)标准进行了测试，试验结果见表4。
表4实施例1环烷基橡胶油KN系列油检测结果及国家(行业)标准对照表
采用实施例2中180～280℃航煤按国家标准测试，实验结果见表5。
表5实施例2航煤检测结果及国家(行业)标准对照表
采用实施例2中365～510℃化装级白油混合后按照润滑油基础油按国家标准测试，实验结果见表6。
表6实施例2润滑油基础油检测结果及国家(行业)标准对照表
采用实施例2中365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#按照按国家标准测试，实验结果见表7。
表7实施例2白油检测结果及国家(行业)标准对照表
综上所述，本发明所制备的高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油等产品按国家的测试标准进行了检测，均可达到国家车用高辛烷值汽油、低凝柴油、变压器油、冷冻机油、橡胶油填充油、工业级/化装级白油、Ⅱ类润滑油基础油的标准。
Claims (8)
1.一种全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，煤焦油精制装置(1)的生成油输出口与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)的输入口相连通，煤焦油精制装置(1)的石脑油出口和馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)的石脑油出口分别与石脑油脱氢和芳烃抽提装置(5)入口相连通，馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)的循环氢管线和石脑油脱氢和芳烃抽提装置(5)的循环氢管线分别与煤焦油精制装置(1)的循环氢管线连通；
所述的煤焦油精制装置(1)为：煤焦油管线和新氢管线分别与焦油加热炉(1-1)的输入口连通，焦油加热炉(1-1)的输出口通过管道与氢气管道连通，并通过连接接头分别与两个焦油一级反应器(1-2)上端输入口相连通，两个焦油一级反应器(1-2)的下端输出口通过安装在管道上的焦油换热器(1-3)与焦油二级反应器(1-4)上端的输入口相连通，两个焦油一级反应器(1-2)上部均装填有保护催化剂，下部装填脱金属催化剂；焦油二级反应器(1-4)下端的输出口通过管道与焦油三级反应器(1-5)上端的输入口相连通，焦油二级反应器(1-4)和焦油三级反应器(1-5)的上端的输入口分别通过管道与氢气管道连通，焦油二级反应器(1-4)上部装填脱沥青催化剂，下部装填预精制催化剂，焦油三级反应器(1-5)内装填精制催化剂，焦油三级反应器(1-5)下端的输出口通过安装在管道上的生成油高压分离器(1-6)分别与循环氢管道、生成油常压分馏塔(1-7)的输入口相连通，生成油常压分馏塔(1-7)的顶部安装有驰放气输出管道、上部安装有小于180℃石脑油输出管道、中部连接180～365℃的馏分油输出管道、底部安装有余油输出管道，余油输出管道与生成油减压分馏塔(1-8)入口相联通，生成油减压分馏塔(1-8)的上部连接有365～510℃的馏分油输出管道，生成油常压分馏塔(1-7)中部180～365℃的馏分油管道与生成油减压分馏塔(1-8)的上部365～510℃的馏分油管道均与馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)入口相连通；
所述的馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)为：深度精制加热炉(4-1)的输入口与煤焦油精制装置1的生成油常压分馏塔(1-7)中部180～365℃的馏分油管道和生成油减压分馏塔(1-8)的上部365～510℃的馏分油管道相连通，深度精制加热炉(4-1)的出口与深度精制反应器(4-2)上端的入口相连通，深度精制加热炉(4-1)的输入口和深度精制反应器(4-2)上端的入口分别通过管道与氢气管道相连通；深度精制反应器(4-2)内装填深度精制催化剂，深度精制反应器(4-2)下端的出口与热高压汽提塔(4-3)上部入口连通，热高压汽提塔(4-3)顶部出口通过管道与冷高压分离器(4-4)中部入口连通，热高压汽提塔(4-3)的汽提气入口与氢气管道连通，热高压汽提塔(4-3)的底部出口和氢气管道均与异构降凝反应器(4-5)上部的入口连通，异构降凝反应器(4-5)内装填异构降凝催化剂，冷高压分离器(4-4)底部出口与小于180℃石脑油出口管道连通、顶部循环氢出口与氢气管道相连通，异构降凝反应器(4-5)底部出口通过管道与馏分油换热器(4-6)连通，馏分油换热器(4-6)出口、氢气管道均与后精制反应器(4-7)顶部入口连通，后精制反应器(4-7)内装填后精制催化剂，后精制反应器(4-7)底部出口通过安装在管道上的馏分油高压分离器(4-8)与馏分油常压分馏塔(4-9)入口连通，馏分油高压分离器(4-8)顶部循环氢出口与氢气管道连通、馏分油高压分离器(4-8)底部出口与馏分油常压分馏塔(4-9)中部入口连通，馏分油常压分馏塔(4-9)顶部出口与驰放气出口管道连通、底部出口通过管道与馏分油减压分馏塔(4-10)下部入口连通，馏分油常压分馏塔(4-9)中部出口分别与小于180℃石脑油、180～280℃的航煤馏分油、280～320℃变压器油、320～365℃冷冻机油输出管道连通，馏分油减压分馏塔(4-10)上部出口与365～420℃的馏分油管道连通、底部出口与420～510℃的馏分油管道连通；
所述的石脑油脱氢和芳烃抽提装置(5)为：石脑油加热炉(5-1)一段入口通过管道与生成油常压分馏塔(1-7)和冷高压分离器(4-4)的石脑油输出管道以及氢气管道连通，石脑油加热炉(5-1)一段出口管道与一级脱氢反应器(5-2)上部入口管道连通，一级脱氢反应器(5-2)出口管道、氢气管道与石脑油加热炉(5-1)二段加热管道入口连通，石脑油加热炉(5-1)二段出口管道与二级脱氢反应器(5-3)的上部入口管道连通，二级脱氢反应器(5-3)的出口管道通过管道上的石脑油分离器(5-4)与稳定塔(5-5)中部连通，石脑油分离器(5-4)的顶部出口与氢气管道连通，稳定塔(5-5)顶部与塔顶馏分管道连通，稳定塔(5-5)的底部出口通过管道与三苯抽提塔(5-6)下部入口连通，三苯抽提塔(5-6)的上部出口分别与侧线苯、甲苯、二甲苯管道连通、底部出口与高辛烷值汽油管道连通；
所述的系统还包括有中低温馏分油中间罐(3)和高温馏分油中间罐(2)，中低温馏分油中间罐(3)的入口通过管道与生成油常压分馏塔(1-7)中部的180～365℃的馏分油输出管道连通、出口通过管道与深度精制加热炉(4-1)的入口连通，高温馏分油中间罐(2)的入口通过管道与生成油减压分馏塔(1-8)上部的365～510℃的馏分油输出管道连通、出口通过管道与深度精制加热炉(4-1)的入口连通；
其特征在于使用上述系统用全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的方法由下述步骤组成：
(1)煤焦油精制
经脱渣、脱水、脱盐预处理后的全馏分中低温煤焦油或部分中低温煤焦油的馏分油或减压蒸馏切割510℃之前的高温煤焦油馏分油或蒽油混氢后经焦油加热炉(1-1)加热到220～260℃，依次进入焦油一级反应器(1-2)、焦油换热器(1-3)、焦油二级反应器(1-4)、焦油三级反应器(1-5)、生成油高压分离器(1-6)、生成油常压分馏塔(1-7)、生成油减压分馏塔(1-8)；焦油一级反应器(1-2)并列安装，两个焦油一级反应器(1-2)均是填装保护催化剂和脱金属催化剂，进行烯烃饱和脱金属反应，反应平均温度220～280℃，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，焦油一级反应器(1-2)的流出物与焦油换热器(1-3)进行换热升温到280～310℃，进入焦油二级反应器(1-4)，焦油二级反应器(1-4)内装填脱沥青催化剂和预精制催化剂，反应平均温度为280～350℃，进行脱沥青、残炭、脱氧、脱硫、脱氮，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，流出物进入焦油三级反应器(1-5)，焦油三级反应器(1-5)装填精制催化剂，进行进一步脱硫、脱氮、芳烃饱和，焦油三级反应器(1-5)反应平均温度为330～390℃，反应的压力12～16MPa，氢油比1500～2300:1，总液体体积空速为0.15～0.5h-1，焦油三级反应器(1-5)的生成油经生成油高压分离器(1-6)分离氢气后进入生成油常压分馏塔(1-7)，经生成油常压分馏塔(1-7)分馏为塔顶驰放气、侧线小于180℃石脑油、180～365℃的馏分油和塔底馏分油；塔底馏分油进入生成油减压分馏塔(1-8)，经生成油减压分馏塔(1-8)分馏为365～510℃的高温馏分油和塔底为大于510℃的馏分油，将分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油混合直接进入馏分油深度精制、异构降凝和后精制装置(4)中；
(2)馏分油深度精制、异构降凝和后精制
煤焦油精制装置1分馏出来的180～365℃的馏分油和365～510℃的馏分油混合后，在管道中混氢，进入深度精制加热炉(4-1)升温到340～380℃进入深度精制反应器(4-2)进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为340～380℃，液体体积空速为0.25～0.7h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1，反应产物通过热高压汽提塔(4-3)，经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器(4-4)分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔(4-3)塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度320～350℃进入异构降凝反应器(4-5)，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为320～350℃，液体体积空速为0.6～2.2h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；经换热后温度降为220～260℃，进入后精制反应器(4-7)，后精制反应器(4-7)内装填后精制催化剂，反应平均温度为220～260℃，液体体积空速为0.6～2.6h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应产物经高压分离器分离后，进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油、180～280℃航空煤油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油、365～420℃的化装级白油10#以及420～510℃的化装级白油15#；或者反应产物切割为小于180℃石脑油馏分油、180～365℃的低凝柴油、大于365℃的的润滑油基础油；
(3)石脑油脱氢、芳烃抽提
将步骤(1)和步骤(2)分馏所得小于180℃的石脑油混合，经石脑油加热炉(5-1)加热进入一级脱氢反应器(5-2)，反应产物再加热进入二级脱氢反应器(5-3)，经石脑油脱氢催化剂催化脱氢，反应平均温度420～450℃，液体体积空速为2.0～6.0h-1，压力1.0～3.5MPa，反应产物经常规芳烃抽提后作为高辛烷值汽油，产生的氢气作为煤焦油精制装置1的补充氢，循环利用。
2.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：所述步骤(1)中将生成油常压分馏塔(1-7)分馏出的180～365℃的中低温馏分油储存于中低温馏分油中间罐(3)中，将生成油减压分馏塔(1-8)中分馏的365～510℃的高温馏分油储存于高温馏分油中间罐(2)；
步骤(2)具体是：将从中低温馏分油中间罐(3)输出的180～365℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉(4-1)升温到330～370℃进入深度精制反应器(4-2)，该反应器装填深度精制催化剂，在深度精制反应器(4-2)内进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，反应平均温度为330～370℃，液体体积空速为0.4～0.8h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1，反应产物通过热高压汽提塔(4-3)经新氢汽提，将小于180℃的石脑油馏分、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器(4-4)分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔(4-3)塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，馏分油混氢后调整温度至310～340℃进入异构降凝反应器(4-5)，该反应器装填异构降凝催化剂，反应入口温度为310～340℃，液体体积空速为0.8～2.6h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应后的产物经换热后温度降为220～260℃，进入后精制反应器(4-7)，该反应器装填后精制催化剂，反应平均温度为220～260℃，液体体积空速为0.8～3.0h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1，反应产物经高压分离器分离后进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油、180～280航空煤油、280～320℃的变压器油和320～365℃冷冻机油分别输出或者合并180～365℃的馏分油为低凝柴油；
从高温馏分油中间罐(2)输出的365～510℃的馏分油混氢后经深度精制加热炉(4-1)升温到350～390℃进入深度精制反应器(4-2)进一步加氢脱硫、脱氮、芳烃饱和，精制剂反应平均温度为350～390℃，液体体积空速为0.15～0.4h-1，压力14～21MPa，氢油比800～1200:1；反应产物通过热高压汽提塔(4-3)经新氢汽提，将小于180℃的石脑油、氨氮、硫化氢分离，再经冷高压分离器(4-4)分离小于180℃石脑油和氢气，将热高压汽提塔(4-3)塔底馏分油的硫控制在2PPm以下，氮控制在2PPm以下，塔底馏分油混氢后调整温度330～360℃进入异构降凝反应器(4-5)，该反应器装填异构降凝催化剂，反应平均温度为330～360℃，液体体积空速为0.4～1.8h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应后产物经换热后温度降为230～280℃，进入后精制反应器(4-7)，后精制反应器(4-7)装填后精制催化剂，反应平均温度为230～280℃，液体体积空速为0.8～2.4h-1，压力14～21MPa，氢油比500～1000:1；反应产物经高压分离器分离后进入常压分馏塔和减压分馏塔切割为小于180℃石脑油馏分油、180～280℃航空煤油馏分油、280～320℃的变压器油、320～365℃冷冻机油、365～420℃化装级白油10#、420～510℃化装级白油15#，分别输出；或者是合并180～365℃的馏分油为低凝柴油，合并365～420℃、420～510℃馏分油为润滑油基础油。
3.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：所述保护催化剂的载体主晶相为纳米级α-Al2O3，载体的比表面为5～12m2/g，孔容为0.02～0.4ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％、50000～100000nm的大孔占总孔容的百分数大于35％，孔分布为单峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
4.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：所述脱金属催化剂的载体为硅改性的γ-Al2O3，载体的比表面积为50～90m2/g、孔容为0.15～0.45ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的35％～55％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于25％，孔分布为双峰型，无定形硅、助剂、活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
5.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：步骤(1)中所用脱沥青催化剂的载体为介孔硅铝复合氧化物，硅铝比为16：1，比表面积为80～140m2/g，孔容为0.2～0.65ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的25％～35％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分及助剂由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
6.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：步骤(1)中所用预精制催化剂的载体为Si改性的γ-Al2O3和ZrO复合体，比表面积为120～210m2/g、孔容为0.45～1.0ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的30％～65％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于16％，孔分布为双峰型，ZrO、助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为γ-Al2O3载体：
所述精制催化剂的载体为介孔TiO2-SiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与SiO2、Al2O3的质量比为10：20：35，比表面积为280～320m2/g、孔容为0.2～0.55ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的45％～55％，90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于13％，孔分布为双峰型；助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
7.根据权利要求1所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：在步骤(3)中，石脑油脱氢催化剂载体为γ-Al2O3，γ-Al2O3的孔体积为0.56～0.74ml/g，最可几孔半径为4.8～5.5nm，活性成分由下述质量的原料组成，Sn/Pt为5，其余为载体：
8.根据权利要求1或2所述的全氢型煤焦油制备高辛烷值汽油、航煤和环烷基基础油的系统，其特征在于：所述深度精制催化剂的载体为硅改性γ-Al2O3、比表面积为300～350m2/g、孔容为0.08～0.45ml/g、孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的46～60％、90000nm以上的大孔占总孔容的百分数大于10％，孔分布为双峰型，助剂及活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
所述异构剂降凝催化剂是载体是硅烷化ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛，ZSM-5分子筛和中孔SAPO-11分子筛的质量比1:3，活性成分由下述质量的原料组成，其余为载体：
Pt 0.1％～0.50％
所述后精制催化剂的载体为TiO2-Al2O3复合氧化物，TiO2与Al2O3的质量为1:4，比表面积为280～350m2/g，孔容为0.2～0.8ml/g，孔径为4.0～40nm的介孔占总孔容的21％～28％，活性成分由下述质量配比的原料组成，其余为载体：
Pt 0.20％～0.50％
Pb 0.10％～0.30％。
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Families Citing this family (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN105820837B (zh) * | 2016-05-12 | 2017-11-03 | 王树宽 | 煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法 |
| CN109569707B (zh) * | 2017-09-28 | 2021-12-28 | 中国石油化工股份有限公司 | 焦油加氢制燃料油的催化剂 |
| CN109666510A (zh) * | 2019-01-25 | 2019-04-23 | 内蒙古晟道催化技术有限公司 | 大密度航煤、超低凝柴油与低凝特种润滑油基础油的生产方法 |
| CN111978984A (zh) * | 2020-08-25 | 2020-11-24 | 西北大学 | 一种航空煤油及煤焦油加氢生产航空煤油的方法 |
| CN113372952B (zh) * | 2021-06-07 | 2022-09-02 | 西北大学 | 利用煤焦油富环状烃馏分生产航空煤油的方法 |
Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS61120896A (ja) * | 1984-11-19 | 1986-06-07 | Nippon Steel Chem Co Ltd | ナフテン系潤滑基油の製造法 |
| CN101570698A (zh) * | 2008-04-29 | 2009-11-04 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种石脑油的催化转化方法 |
| CN101885982A (zh) * | 2010-06-23 | 2010-11-17 | 煤炭科学研究总院 | 一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法 |
| CN102796553A (zh) * | 2011-05-27 | 2012-11-28 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种石脑油催化重整方法 |
| CN104498090A (zh) * | 2014-12-17 | 2015-04-08 | 王树宽 | 全氢型煤焦油制环烷基基础油和低凝柴油的系统及方法 |
Family Cites Families (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US9073811B2 (en) * | 2013-11-19 | 2015-07-07 | Uop Llc | Process for providing aromatics from coal tar |
-
2015
- 2015-11-13 CN CN201510778217.XA patent/CN105419864B/zh active Active
Patent Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS61120896A (ja) * | 1984-11-19 | 1986-06-07 | Nippon Steel Chem Co Ltd | ナフテン系潤滑基油の製造法 |
| CN101570698A (zh) * | 2008-04-29 | 2009-11-04 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种石脑油的催化转化方法 |
| CN101885982A (zh) * | 2010-06-23 | 2010-11-17 | 煤炭科学研究总院 | 一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法 |
| CN102796553A (zh) * | 2011-05-27 | 2012-11-28 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种石脑油催化重整方法 |
| CN104498090A (zh) * | 2014-12-17 | 2015-04-08 | 王树宽 | 全氢型煤焦油制环烷基基础油和低凝柴油的系统及方法 |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| 全馏分煤焦油加氢生产实践;杨占彪;《煤炭加工与综合利用》;20141231(第6期);第31-33页 * |
Also Published As
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| CN105419864A (zh) | 2016-03-23 |
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