CN106635154A - 一种蒽油加氢裂化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明属于煤化工业技术领域，尤其涉及一种蒽油加氢裂化方法。采用以下步骤：原料蒽油分别从A、B两管道进入加氢精制系统进行加氢精制后，精制产物经热高压分离器分离，液相产物进入热低压分离器，热低分油循环到加氢精制反应器；剩余部分热低分油进入加氢裂化反应器，得到加氢裂化产物，加氢裂化产物与从热高压分离器分离出的气体进入冷高压分离器，冷高压分离器分出的液体与热低压分离器分理出的气体进入冷低压分离器进行进一步气液分离，冷低压分离器分出的冷低分油部分循环到加氢精制反应器；剩余部分的冷低分油，进行分馏，得各种产品和尾油。该方法精制段温升小、操作平稳，装置运转安全平稳，延长装置运转周期。

Description

一种蒽油加氢裂化方法
技术领域
本发明属于煤化工业技术领域，尤其涉及一种蒽油加氢裂化方法。
背景技术
蒽油是煤焦油组分的重要一部分，近年来，煤焦油加氢在煤化工行业备受关注，以煤焦油各个馏分为原料加氢制备清洁燃料油已有报道。
蒽油是高温煤焦油蒸馏所得的馏分之一，其初馏点在220～260℃，终馏点在500～550℃，馏程较重，属重馏分范围。蒽油主要是由蒽、菲、咔唑、苊等化合物组成的混合物，大多为三环和四环以上的芳烃，密度(20℃)大于1.0g/m3，而且杂质含量高，尤其是氮含量在1wt％左右，甚至更高，氧含量较高，一般为0.9～1.3wt％，蒽油是一种不同于石油馏分的特殊原料。
目前蒽油的用途是用作碳黑原料或用于木材防腐油，或分离得到蒽、苊、菲、咔唑等产品，但上述方法的附加值都较低。现有技术中，中国专利文献CN101033409A采用两段加氢工艺，蒽油加氢精制后，将精制产物分馏，得到大于200℃馏分作为加氢裂化原料。但上述两种方法是以蒽油为原料，在加氢精制过程中会放出大量的热，存在装置温升大，操作不平稳的问题，而且容易引起催化剂结焦，影响催化剂的使用寿命。而且，所得精制生成油中氮含量＜400μg/g，这就要求选择耐氮能力强的加氢裂化催化剂，不但对加氢裂化催化剂的要求高，而且还限制了蒽油加氢裂化工艺的应用。
发明内容
为克服现有技术的不足，本发明提供了一种蒽油加氢裂化方法，该方法精制段温升小、操作平稳，该方法不但能使蒽油加氢生产轻质汽、柴油产品，而且使装置运转安全平稳，延长装置运转周期。
一种蒽油加氢裂化方法，采用以下步骤：
（1）原料蒽油分别从A、B两管道进入加氢精制系统,与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应；其中A管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器顶部进入反应器，B管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器中部进入加氢精制系统；
(2)步骤(1)加氢精制所得的生成油经热高压分离器进行气液分离；
(3)步骤(2)热高压分离器分出的液相产物进入热低压分离器进行进一步气液分离，热低压分离器分出的热低分油部分循环到加氢精制反应器；
(4)步骤(3)剩余部分热低分油进入加氢裂化反应器，在氢气存在下，依次经加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂反应后，得到加氢裂化产物；
（5）步骤(4)所得的加氢裂化产物与从热高压分离器分离出的气体进入冷高压分离器；
(6)步骤(5)冷高压分离器进行气液分离，分出的液体与热低压分离器分离出的气体进入冷低压分离器进行进一步气液分离，冷低压分离器分出的冷低分油部分循环到加氢精制反应器；
（7）将步骤(6)剩余部分的冷低分油，进行分馏，得各种产品和尾油。
步骤（1）所述的A管道中氢气与蒽油的体积比为1900-2100:1，蒽油的流量为8-9m3/h；所述B管道中氢气与蒽油的体积比为1800-1850:1，蒽油的流量为4-5m3/h。
步骤（3）所述的热低分油和步骤（6）所述的冷低分油循环回加氢精制反应器的总质量与原料蒽油的质量比为2-3:1；其中步骤（3）循环到加氢反应器中的热低分油和步骤（6）循环到加氢精制反应器中的冷低分油的质量比为1:1.5-2.5。
步骤（1）所述精制反应器中操作条件为：反应温度为260-280℃，压力为18.3-19MPa、液时体积空速为0.3～0.6h-1；步骤（4）所述的加氢裂化操作条件,加氢裂化反应系统总压力为13-14MPa、反应温度为295-300℃、反应空速为0.9-1.0h-1、氢油体积比为1900-2100∶1。
所述的加氢裂化反应区中，加氢精制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30％～60％和40％～70％。
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2-5％。
步骤（1）所述的蒽油是高温煤焦油经蒸馏得到的产物，其性质如下：20℃密度大于1.0g/m3，芳烃与胶质总量为90wt％以上，氮含量大于1.0wt％，氧含量为大于0.9wt％。
步骤（1）或步骤（3）所述的加氢精制催化剂组分为：氧化钼18-20wt％、氧化镍7-9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.40-0.60ml/g，比表面积为138-145m2/g。
所述的后处理加氢精制催化剂组分为：氧化钨8-10wt％、氧化钼10-15wt％、氧化镍7-9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.45-0.65ml/g，比表面积为130-135m2/g。
步骤（4）所述的加氢裂化催化剂为3936催化剂。
有益效果
1、本发明分别从加氢精制反应器的上部A管道和中部B管道加入蒽油和氢气,通过控制两管道中蒽油和氢气比例以及蒽油的流量，避免了温度升高过快导致反应剧烈，相比较直接从一管道加入蒽油和氢气，装置温升明显降低，这样避免了由于温升高，而必须设置多台反应器或较多催化剂床层。
2、本发明采用部分热低分油和冷低分油循环回加氢精制反应器，与分别从A、B管道进入的蒽油一起作为加氢精制反应区的进料，这样，一方面有效降低了加氢精制反应器进料中的芳烃含量，使装置温升明显降低；另一方面，加氢反应过程中消耗的氢气，由加氢裂化段补入，可提高加氢裂化段氢气循环系统中氢纯度，提高了加氢裂化单元的氢分压；同时结合精确的加氢精制和加氢裂化反应的条件，提高了反应深度和加氢效果。
3、本发明采用热低分油和冷低分油循环回加氢精制单元，可有效降低蒽油原料中胶质和残炭的浓度，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。
附图说明
图1为本发明蒽油加氢裂化方法的示意流程图。
结合图1对本发明方法作进一步说明。原料蒽油分别从A、B两管道进入加氢精制系统1,与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应；其中A管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器顶部进入反应器，B管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器中部进入加氢精制系统；所得加氢精制生成油经热高压分离器2进行气液分离，分出的液相产物进入热低压分离器3进行进一步气液分离，热低分油11部分循环回加氢精制反应器，剩余部分热低分油11直接去加氢裂化反应区作原料，经加氢精制催化剂后，得到加氢裂化产物16，加氢裂化产物16与从热高压分离器2分离出的热高分气体14混合，进入冷高压分离器4。出自冷高压分离器来的富氢气体13经循环氢压缩机12增压，作为循环氢13去反应系统，作为蒽油加氢精制单元和加氢裂化单元反应器入口氢气，也可以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。冷高压分离器4分离出的液体和热低压分离器分离出的热低分气体17进入冷低压分离器5。冷低压分离器5分离出的液体部分循环回加氢精制反应器，剩余部分冷低分油产品经产品汽提塔7汽提脱除硫化氢和气体产品18，汽提塔底液去产品分馏塔8，经蒸馏生产出汽油馏分9和柴油馏分19。
具体实施方式
实施例1-3具体操作流程见图1；实施例与对比例所用蒽油性质见表1。
表1原料油性质
加氢精制催化剂A1:
组分为：氧化钼18wt％、氧化镍9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.40ml/g，比表面积145m2/g。
加氢精制催化剂A2:
组分为：氧化钼20wt％、氧化镍7wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.60ml/g，比表面积130m2/g。
加氢精制催化剂A3：
组分为：氧化钼19wt％、氧化镍8wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.50ml/g，比表面积135m2/g。
后处理加氢精制催化剂B1：
组分为：氧化钨8％、氧化钼15wt％、氧化镍7wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.65ml/g，比表面积为138m2/g。
后处理加氢精制催化剂B2:
组分为：氧化钨10％、氧化钼10wt％、氧化镍9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.45ml/g，比表面积为140m2/g。
后处理加氢精制催化剂B3：
组分为：氧化钨9％、氧化钼12wt％、氧化镍8wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.55ml/g，比表面积为138m2/g。
对比例1
本对比例与上述实施例3不同的是蒽油和氢气只从加氢精制反应器的中部进入，其他操作条件与实施例3相同。
表2实施例和对比例工艺参数
表3实施例和对比例加氢反应产品分布
表4实施例和对比例加氢产品性质
由表3和表4可以知道，通过调整加氢精制系统上部和中部蒽油和氢气的加入比例和流量，实施例1-3和对比例产品液收(液收为液化气、石脑油和燃料油收率总和)分别为94.6％、93.6％、96.5％和80.6%，且尾油量分别为2.1％、3.7％、1.6％和18.7％。同时，硫与氮的含量和十六烷值等产品指标优异顺序为实施例均优于对比例。

Claims (10)

1.一种蒽油加氢裂化方法，其特征在于，采用以下步骤：
(1)原料蒽油分别从A、B两管道进入加氢精制系统,与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应；其中A管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器顶部进入反应器，B管道中蒽油与氢气混合后从精制反应器中部进入加氢精制系统；
(2)步骤(1)加氢精制所得的生成油经热高压分离器进行气液分离；
(3)步骤(2)热高压分离器分出的液相产物进入热低压分离器进行进一步气液分离，热低压分离器分出的热低分油部分循环到加氢精制反应器；
(4)步骤(3)剩余部分热低分油进入加氢裂化反应器，在氢气存在下，依次经加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂反应后，得到加氢裂化产物；
（5）步骤(4)所得的加氢裂化产物与从热高压分离器分离出的气体进入冷高压分离器；
(6)步骤(5)冷高压分离器进行气液分离，分出的液体与热低压分离器分离出的气体进入冷低压分离器进行进一步气液分离，冷低压分离器分出的冷低分油部分循环到加氢精制反应器；
（7）将步骤(6)剩余部分的冷低分油，进行分馏，得各种产品和尾油。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）所述的A管道中氢气与蒽油的体积比为1900-2100:1，蒽油的流量为8-9m3/h；所述B管道中氢气与蒽油的体积比为1800-1850:1，蒽油的流量为4-5m3/h。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）所述的热低分油和步骤（6）所述的冷低分油循环回加氢精制反应器的总质量与原料蒽油的质量比为2-3:1；其中步骤（3）循环到加氢反应器中的热低分油和步骤（6）循环到加氢反应器中的冷低分油的质量比为1:1.5-2.5。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）所述精制反应器中操作条件为：反应温度为260-280℃，压力为18.3-19MPa、液时体积空速为0.3～0.6h-1；步骤（4）所述的加氢裂化操作条件,加氢裂化反应系统总压力为13-14MPa、反应温度为295-300℃、反应空速为0.9-1.0h-1、氢油体积比为1900-2100∶1。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述的加氢裂化反应中，加氢精制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30％～60％和40％～70％。
6.根据权利要求1或4所述的方法，其特征在于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2-5％。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）所述的蒽油是高温煤焦油经蒸馏得到的产物，其性质如下：20℃密度大于1.0g/m3，芳烃与胶质总量为90wt％以上，氮含量大于1.0wt％，氧含量为大于0.9wt％。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于步骤（1）或步骤（3）所述的加氢精制催化剂组分为：氧化钼18-20wt％、氧化镍7-9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.40-0.60ml/g，比表面积为138-145m2/g。
9.根据权利要求5所述的方法，其特征在于所述的后处理加氢精制催化剂组分为：氧化钨8-10％、氧化钼10-15wt％、氧化镍7-9wt％，载体为氧化铝；其中所述催化剂孔容为0.45-0.65ml/g，比表面积为130-135m2/g。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于步骤（4）所述的加氢裂化催化剂为3936催化剂。
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