CN108003927A - 一种生产航煤的加氢裂化方法 - Google Patents

一种生产航煤的加氢裂化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN108003927A
CN108003927A CN201610959207.0A CN201610959207A CN108003927A CN 108003927 A CN108003927 A CN 108003927A CN 201610959207 A CN201610959207 A CN 201610959207A CN 108003927 A CN108003927 A CN 108003927A
Authority
CN
China
Prior art keywords
oil
catalyst
catalyst bed
hydrocracking
reactor
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201610959207.0A
Other languages
English (en)
Other versions
CN108003927B (zh
Inventor
赵阳
孟勇新
赵广乐
毛以朝
龙湘云
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201610959207.0A priority Critical patent/CN108003927B/zh
Publication of CN108003927A publication Critical patent/CN108003927A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN108003927B publication Critical patent/CN108003927B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明涉及煤化工领域，公开了一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：在氢气存在下，将原料油依次通过加氢精制反应器和加氢裂化反应器进行反应，得到加氢裂化流出物；然后将加氢裂化流出物引入至分离装置中依次进行气液分离和分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分；将全部中间馏分油引入至加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行循环；以及将占全部所述尾油馏分的60重量％以上的尾油馏分循环以与所述原料油一起进行加氢精制和加氢裂化。采用本发明提供的方法能够大幅度增加加氢裂化装置的航煤收率。与其它方法相比，航煤的选择性更高，质量更好；另外，氢耗低，所需冷氢量亦低。

Description

一种生产航煤的加氢裂化方法
技术领域
本发明涉及煤化工领域，具体地，涉及一种生产航煤的加氢裂化方法。
背景技术
加氢裂化技术是在催化剂存在下，重质馏分如减压瓦斯油(VGO)等与氢气发生反应，达到改善产品质量、重质油品轻质化的双重目的的技术。加氢裂化能够得到宽馏分产品，从气体、石脑油、中间馏分油和未转化的尾油馏分。
我国国民经济的持续发展促进了交通运输能力的迅速提高，近期航空运输燃料的需求量也越来越大。通常，航煤馏分的来源途径主要有：经蒸馏装置得到的煤油馏分进行脱硫醇；减压蜡油通过加氢裂化过程生产航煤。蒸馏装置得到的航煤馏分因受到原油加工能力以及航煤馏分收率的限制，其产量相对固定；而加氢裂化过程可将重质馏分油转化为轻质产品，通过调整操作、改善催化剂的选择性以及工艺流程的改进等手段，航煤收率可实现在较大范围内灵活变化。
根据市场对航煤的需要，部分炼油企业有通过加氢裂化装置最大量生产航煤的实际需求。
USP4172815公开了同时生产航煤和柴油的单段循环加氢裂化方法，原料的初馏点大于500℉(约260℃)。其工艺流程简单描述如下：原料油经过加氢裂化，反应温度低于900℉(约482℃)，压力大于1000psig(约6.9MPa)，反应流出物经过分馏，得到石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分和尾油，航煤馏分全部或部分与尾油混合，送回裂化反应区。该方法在较为缓和的加氢裂化条件下，可达到同时最大量生产航煤和柴油的目的，航煤的质量也得到改善。然而，该现有技术兼顾柴油和航煤的生产，其航煤产量并不能达到最大量生产的目的。
CN103013559A中公开了一种选择性增产航煤的加氢裂化方法，该方法将重柴油馏分(320～370℃)返回至与原料油一起进行继续反应，其中循环重柴油馏分占总重柴油馏分的质量百分数为10％～100％。该方法提出了采用重柴油馏分循环方案在原有基础上增产航煤，但也未能实现最大量生产航煤的要求。
CN1343758A中公开了一种生产喷气燃料和/或柴油、尾油的方法，并且公开了将循环油返回至加氢裂化反应器，任选的部分喷气燃料返回加氢处理反应器。其中循环油并不属于实际中的任何产品。该方法提出了将部分馏分循环回裂化反应器的构思，但未能达到最大量生产航煤的目的。
CN103627431A公开了一种生产中间馏分油和富含链烷烃尾油的加氢裂化方法，并且公开了原料油与氢气混合后，依次与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行反应，得到石脑油、煤油、柴油和尾油馏分，所述尾油馏分全部抽出，或者部分循环回精制反应器出口的工艺。该方法为了增加尾油链烷烃含量提出了循环尾油的构思，并不涉及如何多产航煤的目的。
CN103773461A公开了一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法，具体地，原料油与氢气一次通过加氢精制和加氢裂化反应区，其中加氢裂化反应区包括至少两种加氢裂化催化剂，上游装分子筛含量高的催化剂，下游装分子筛含量低的催化剂，达到改善航煤烟点，降低尾油BMCI值的目的。该方法主要用于提高航煤及尾油的质量，但并不能实现最大量生产航煤的目的。
由于国内的航空也发展迅猛，且航煤的售价较高，利润较好。因此，对于部分加氢裂化装置，如何能够实现最大量生产航煤是一个亟待解决的问题。
目前生产航煤的加氢裂化技术主要包括以下几点：(1)采用一次通过流程生产航煤；(2)将柴油、循环油馏分和/或尾油循环回精制反应器入口或裂化反应器入口，从而增加航煤的产量；(3)裂化反应器上、下游采用不同分子筛含量的催化剂，改善航煤烟点。
但对于需要最大量生产航煤的企业，上述方案存在不足之处：(1)一次通过流程下航煤收率还不足以达到企业的产品需求；(2)尾油及柴油循环回反应器入口或裂化反应器入口，航煤选择性下降；(3)大量中间馏分油和尾油循环裂化为航煤馏分后，航煤的冰点升高，影响航煤收率。
通常情况下，一次通过流程是最简单的生产航煤的工艺流程，通过提高转化深度，航煤收率会相应增加。但在实际情况下，上述方案也有不足之处，主要表现在以下几个方面：(1)提高转化率后，轻烃和石脑油收率也会相应大幅度增加，对于固定的加氢裂化装置，其分馏系统中的轻烃和石脑油往往存在瓶颈，限制了转化深度的提高幅度；(2)提高转化率后，化学氢耗也会大幅度增大；与此同时，航煤的选择性会相应下降(会生成更多的石脑油馏分)。
为了克服上述工艺流程的不足之处，目前也有一些方法，例如更换航煤选择性更高的催化剂等，但这类催化剂活性通常偏低，会影响装置的运转周期。还有将航煤以上馏分循环到原料罐或裂化反应器入口的做法，但这样做，通常也会导致石脑油量大幅度增加，航煤选择性下降；另外，更为重要的是，循环全部航煤以上馏分到精制或裂化反应器入口后，得到的航煤馏分冰点亦较高，影响航煤的收率。
发明内容
本发明的目的是克服现有技术的方法不能实现最大量生产航煤的缺陷，提供一种能够最大量生产航煤的加氢裂化方法。
本发明的发明人是基于以下发明构思完成本发明的技术方案的：中间馏分油是介于航煤馏分和尾油馏分之间的馏分，从化学反应来看，其经过浅度裂化即可得到航煤馏分，因此将全部中间馏分油循环至裂化反应器的第一个催化剂床层之后有利于控制二次裂化反应器，提高其生成航煤的选择性。
为了实现上述目的，本发明提供一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法在包括加氢精制反应器、加氢裂化反应器和分离装置的系统中实施，所述加氢裂化反应器中含有至少两个催化剂床层，该方法包括：在氢气存在下，将原料油依次通过所述加氢精制反应器和所述加氢裂化反应器进行反应，得到加氢裂化流出物；然后将所述加氢裂化流出物引入至所述分离装置中依次进行气液分离和分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分；将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行循环；以及将占全部所述尾油馏分的60重量％以上的尾油馏分循环以与所述原料油一起进行加氢精制和加氢裂化。
采用本发明提供的方法能够大幅度增加加氢裂化装置的航煤收率。与其它方法相比，航煤的选择性更高，质量更好；另外，氢耗低，所需冷氢量亦低。
具体地，与一次通过流程相比，本发明的循环流程能够在较低的转化深度下实现大幅度增加航煤的目的，避免了石脑油的瓶颈。在裂化反应器的第一个催化剂床层之后，通过循环中间馏分油，由于部分中间馏分油温度较低，还能够起到冷氢的作用，从而减少或不用再注入冷氢，降低氢耗。
本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制，图中省略了许多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。在附图中：
图1是本发明的一种优选实施方式的生产航煤的加氢裂化工艺路线。
图2是本发明的另一种优选实施方式的生产航煤的加氢裂化工艺路线。
附图标记说明
1、原料油存储罐 2、新氢压缩机 3、原料加热炉
4、加氢精制反应器 5、加氢裂化反应器 6、高压分离器
7、循环氢压缩机 8、低压分离器 9、分馏塔
10、新鲜原料油 11、补充氢 12、轻石脑油馏分
13、重石脑油馏分 14、航煤馏分 15、中间馏分油
16、尾油馏分 17、外甩尾油 18、循环尾油
19、外部中间馏分油
具体实施方式
以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
本发明提供了一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法在包括加氢精制反应器、加氢裂化反应器和分离装置的系统中实施，所述加氢裂化反应器中含有至少两个催化剂床层，该方法包括：在氢气存在下，将原料油依次通过所述加氢精制反应器和所述加氢裂化反应器进行反应，得到加氢裂化流出物；然后将所述加氢裂化流出物引入至所述分离装置中依次进行气液分离和分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分；将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行循环；以及将占全部所述尾油馏分的60重量％以上的尾油馏分循环以与所述原料油一起进行加氢精制和加氢裂化。
加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后表示从第一个催化剂床层出口至最后一个催化剂床层入口之间的任何位置。
在本发明中，将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行循环是指，将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层出口至最后一个催化剂床层入口之间的任何位置之间进行循环。
更加优选地，将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的中部或中后部。所述中部或中后部是以加氢裂化反应器的催化剂床层来计的，当所述加氢裂化反应器中的床层数为n，且n为偶数时，加氢裂化反应器的中部或中后部是指由第n/2个催化剂床层出口至第n个催化剂床层入口之间的位置；当n为奇数，且n≥3时，加氢裂化反应器的中部或中后部是指由第((n-1)/2)个催化剂床层出口至第n个催化剂床层入口之间的位置。
本发明中，为了使得循环的所述尾油馏分能够与所述原料油一起进行加氢精制和加氢裂化，优选将所述尾油馏分循环至原料油存储罐。
在本发明中，原料油与氢气进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂的作用下进行加氢精制反应，精制油进入随后的加氢裂化反应器。加氢裂化反应的反应流出物经冷却后，依次进入高压分离器和低压分离器进行气液分离，所得的液相物流进行分馏，经分馏后得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分，全部中间馏分油循环回加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后。
本发明的所述分馏可以在例如分馏塔中进行。
优选地，所述中间馏分油的馏程为270～400℃；更优选地，所述中间馏分油的馏程为280～330℃。
优选地，所述加氢精制反应器中装填的加氢精制催化剂的组成包括：氧化镍1～10重量％，氧化钼和氧化钨之和为10～50重量％，氟元素1～10重量％，以氧化物计的磷0.5～8重量％，余量为载体；优选情况下，所述载体中含有氧化硅-氧化铝；以氧化硅-氧化铝为基准，以重量计，所述氧化硅-氧化铝中的氧化硅的含量为2～45％，氧化铝的含量为55～98％。
根据第一种优选的具体实施方式，所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间。
根据第二种优选的具体实施方式，所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间和/或第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间。全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间和/或第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间包括以下三种情况：全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间；全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间；全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间和第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间。
根据第三种优选的具体实施方式，所述加氢裂化反应器中含有4个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间和/或第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间。全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间和/或第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间包括以下三种情况：全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间；全部所述中间馏分油引入至第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间；全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间和第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间。
优选地，控制所述加氢裂化反应器的反应条件，使得所述中间馏分油的循环量占所述加氢精制反应器的进料量的5～60重量％；更优选占10～40重量％。特别地，本发明中，所述加氢精制反应器的进料量表示加氢精制反应器入口的进料中的油料量。
优选地，将占全部所述尾油馏分的75～99重量％的尾油馏分循环；更优选地，将占全部所述尾油馏分的80～95重量％的尾油馏分循环。并且将剩余部分的尾油馏分作为外甩尾油引出反应系统。
优选地，控制所述加氢裂化反应器的反应条件，使得所述尾油馏分的循环量占所述加氢精制反应器的进料量的5～60重量％，更优选占10～40重量％。
优选地，本发明的方法进一步包括：将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行加氢裂化。
所述外部中间馏分油可以为来自所述系统以外的直馏中间馏分油。
在本发明中，所述来自所述系统以外的外部中间馏分油可以与本发明的分馏后得到的全部中间馏分一起引入至加氢裂化反应器的同一位置。也可以将来自所述系统以外的外部中间馏分油与本发明的分馏后得到的全部中间馏分分别引入至加氢裂化反应器的不同位置。上述同一位置以及不同位置优选表示各个催化剂床层的入口或者出口处。
在本发明中，当将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行加氢裂化时的工艺流程可以为：原料油与氢气进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂的作用下进行加氢精制反应，精制油进入随后的加氢裂化反应器反应，与此同时，来自所述系统以外的外部中间馏分油也进入加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行加氢裂化，加氢裂化反应的反应流出物经冷却后，依次进入高压分离器和低压分离器进行气液分离，所得的液相物流进行分馏，经分馏后得到，轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分，全部中间馏分油循环回加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后，至少部分尾油馏分循环至原料油存储罐。
本发明对来自所述系统以外的外部中间馏分油的馏程没有具体的要求，优选地，来自所述系统以外的外部中间馏分油中的氮含量不高于100ppm。
优选地，所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-420℃。
优选地，所述外部中间馏分油的引入重量与进入所述加氢精制反应器入口的原料油的重量之比为(0.1～1)：1。
优选地，将馏程更重的来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器中的靠近上游的催化剂床层，具体来说，若加氢裂化反应器设置三个催化剂床层，则馏程更重的来自所述系统以外的外部中间馏分油优先循环至第二个催化剂床层的入口。
根据另一种优选的情况，将馏程较轻的来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器中的靠近下游的催化剂床层，具体来说，若加氢裂化反应器设置三个催化剂床层，则馏程较轻的来自所述系统以外的外部中间馏分油优先循环至第三个催化剂床层的入口。
以下提供几种优选的具体实施方式说明所述系统以外的外部中间馏分油的引入位置：
具体实施方式1：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-320℃，所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间。
具体实施方式2：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-320℃，所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间。
具体实施方式3：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-320℃，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间。
具体实施方式4：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为大于320℃至小于等于420℃，所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间。
具体实施方式5：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为大于320℃至小于等于420℃，所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间。
具体实施方式6：所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为大于320℃至小于等于420℃，所述加氢裂化反应器中含有4个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间。
优选地，根据物流方向，所述加氢裂化反应器中的相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂相同或裂化活性依次降低。
根据一种优选的具体实施方式，所述加氢裂化反应器中的所有催化剂床层装填相同种类的加氢裂化催化剂，也即，所述加氢裂化反应器中的相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂相同。
根据另一种优选的具体实施方式，所述加氢裂化反应器中至少有一对相邻的两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂不同，且根据物流方向，该相邻的两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低，也即，下游加氢裂化催化剂的裂化活性低于上游加氢裂化催化剂的裂化活性。
优选情况下，根据物流方向，相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂在相同转化率下的裂化反应温度的差值为T下游-T上游，且T下游-T上游＝2-15℃，更优选T下游-T上游＝5-12℃。也即，本发明用加氢裂化催化剂在相同转化率下的裂化反应温度来反映加氢裂化催化剂的裂化活性。在相同的裂化条件(除裂化反应温度以外)下，为了达到相同转化率，具有不同裂化活性的加氢裂化催化剂对应的裂化反应温度是不同的；而且，在相同转化率和相同的裂化条件(除裂化反应温度以外)下，通常裂化活性高的加氢裂化催化剂对应的裂化反应温度低，而裂化活性低的加氢裂化催化剂对应的裂化反应温度高。
本发明的所述加氢裂化反应器中还可以采用两种或两种以上的不同加氢裂化催化剂催化加氢裂化反应，并且，采用两种或两种以上的不同加氢裂化催化剂催化加氢裂化反应时，根据物流方向，下游加氢裂化催化剂的裂化活性不高于上游加氢裂化催化剂的裂化活性。
优选地，所述加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分选自镍、钼、钨和钴中的至少一种；优选地，以所述加氢裂化催化剂的总重量计，其中镍以氧化物计的含量为1～10重量％，钨以氧化物计的含量为10～50重量％，以及任选含有以氧化物计的1～15重量％的钼。优选地，所述载体中含有氧化铝和沸石分子筛。优选情况下，在所述载体中，以载体为基准，所述氧化铝的含量为40～80重量％，所述沸石分子筛的含量为2～40重量％。
以下提供本发明的两种优选的具体实施方式的加氢裂化催化剂：
第一种加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分为钼和/或钨以及镍；以加氢裂化催化剂的总重量计，氧化镍的含量为1～10重量％，氧化钼和氧化钨的含量之和为10～50重量％，余量为含有氧化铝和沸石分子筛的载体；以载体为基准，以重量计，氧化铝含量为40～80％，沸石分子筛含量为5～40％。例如，所述第一种加氢裂化催化剂可以为由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RHC-3催化剂。
第二种加氢裂化催化剂的组成包括：以加氢裂化催化剂的总重量计，氧化镍为5～10重量％，氧化钨为20～35重量％；余量为含有氧化硅-氧化铝和分子筛的载体；以载体为基准，以重量计，其中氧化硅-氧化铝的含量为80～97％，分子筛的含量为3～20％。例如，所述第二种加氢裂化催化剂可以为由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RHC-133催化剂。
优选地，加氢裂化反应器中最下的催化剂床层装填异构降凝加氢裂化催化剂。
所述异构降凝加氢裂化催化剂的组成包括：以异构降凝加氢裂化催化剂的总重量计，其中氧化镍为3～9重量％，氧化钨为20～35重量％，余量为含有氧化硅-氧化铝和分子筛的载体。在所述氧化硅-氧化铝中，氧化硅的重量百分含量为12～25％，氧化铝的重量百分含量为75～88％。优选地，在所述载体中，分子筛的重量百分含量为2～18％。例如，所述异构降凝加氢裂化催化剂可以为由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RHC-132催化剂。
优选地，所述加氢裂化反应器中的各个催化剂床层的高度占所述加氢裂化反应器中的全部催化剂床层高度的1/2n至5/3n，n为所述加氢裂化反应器中的催化剂床层的个数。
优选地，各个加氢裂化催化剂床层中装填的加氢裂化催化剂的体积相等。
优选地，所述加氢精制催化剂和所述加氢裂化催化剂的装填体积比为1：(0.5～2.0)。
裂化反应器可装填同一种加氢裂化催化剂，也可采用几种裂化活性不同的加氢裂化催化剂按照由上至下，裂化活性逐渐降低，进行级配装填的方案。级配方案中，最下床层装填具有异构降凝功能的加氢裂化催化剂的方案优先，特别地，能够实现生产的航煤的量最大化，且获得的航煤冰点低、收率高。
本发明的发明人发现，将全部所述中间馏分油循环至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后，并且配合所述加氢裂化反应器中至少有一对相邻的两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂不同，且根据物流方向，该相邻的两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低时，本发明的方法生产的航煤的量能够实现最大化，且获得的航煤冰点低、收率高。
优选地，所述加氢精制反应器中的加氢精制反应条件包括：温度为300～450℃，氢分压为6.0～20.0MPa，液时体积空速为0.3～3.0h-1，氢油体积比为500～2000。更优选地，所述加氢精制反应器中的加氢精制条件包括：温度为340～410℃，氢分压为10～16MPa，液时体积空速为0.8～1.5h-1，氢油体积比为600～1000。
优选地，所述加氢裂化反应器中的加氢裂化反应条件包括：温度为300～450℃，氢分压为6.0～20.0MPa，液时体积空速为0.3～3.0h-1，氢油体积比为500～3000。更优选地，所述加氢裂化反应器中的加氢裂化条件包括：温度为350～420℃，氢分压为10～16MPa，液时体积空速为0.8～1.5h-1，氢油体积比为800～2000。
本发明中，所述原料油可以为减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油和煤制取油中的至少一种。
根据一种优选的具体实施方式，本发明的所述生产航煤的加氢裂化方法按照图1所示的工艺路线图进行，具体地：
新鲜原料油10进入原料油存储罐1，然后与来自于新氢压缩机2的补充氢11一起经原料加热炉3加热，并与来自于循环氢压缩机7的循环氢混合后进入加氢精制反应器4，加氢精制生成油进入加氢裂化反应器5，裂化生成油进入高压分离器6进行气液分离，气体经循环氢压缩机7以进行循环，液相进一步经低压分离器8后进入分馏塔9，进一步分馏得到轻石脑油馏分12、重石脑油馏分13、航煤馏分14、中间馏分油15和尾油馏分16，中间馏分油15循环回加氢裂化反应器5的中部以进行循环，至少部分尾油馏分16作为循环尾油18循环回原料油存储罐1，另外，少量尾油馏分作为外甩尾油17引出装置。
根据另一种优选的具体实施方式，本发明的所述生产航煤的加氢裂化方法按照图2所示的工艺路线图进行，具体地：
新鲜原料油10进入原料油存储罐1，然后与来自于新氢压缩机2的补充氢11一起经原料加热炉3加热，并与来自于循环氢压缩机7的循环氢混合后进入加氢精制反应器4，加氢精制生成油进入加氢裂化反应器5，与此同时，来自于外部的外部中间馏分油19也进入将加氢裂化反应器5的第一催化剂床层出口之后进行加氢裂化反应，裂化生成油进入高压分离器6进行气液分离，气体经循环氢压缩机7以进行循环，液相进一步经低压分离器8后进入分馏塔9，进一步分馏得到轻石脑油馏分12、重石脑油馏分13、航煤馏分14、中间馏分油15和尾油馏分16，中间馏分油15循环回加氢裂化反应器5的第一催化剂床层出口之后以进行循环，至少部分尾油馏分16作为循环尾油18循环回原料油存储罐1，另外，少量尾油馏分作为外甩尾油17引出装置。
本发明的前述生产航煤的加氢裂化方法还具有如下具体的优点：
本发明的方法简便，能耗和氢耗低，能够在现有的航煤生产设备上低成本地实现最大量生产航煤产品的目的。
本发明的方法能够大幅度增加航煤的收率和改善航煤的质量，另外通过循环中间馏分油作为冷油替代部分或全部冷氢，还可以节约能源。
下面的实施例将对本发明提供的方法，予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
以下实施例和对比例中，加氢精制反应器中装填的加氢精制催化剂和加氢裂化反应器中装填的加氢裂化催化剂的装填体积比均为1：0.7。并且加氢裂化反应器中各个催化剂床层中装填的加氢裂化催化剂的体积相等。
以下使用的催化剂均由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产。
实施例和对比例中的VGO及外部引入的中间馏分油性质列于表1。
表1：原料性质
项目 中东蜡油(VGO) 外部中间馏分油
密度(20℃)/(g/cm3) 0.9068 0.8332
硫质量分数/重量％ 1.74 1.06
氮质量分数/(μg/g) 730 31
馏程(D-1160)/℃
初馏点 254 207
10％ 379 214
30％ 418 236
50％ 447 262
70％ 458 287
90％ 483 315
终馏点 536 331
实施例1
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的25重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的35重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过实施例1中的方法后，航煤馏分收率达到了57.19％，其烟点为26.1mm，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
与对比例1中的一次通过流程相比，本实施例中的航煤馏分收率提高约22个百分点。这说明本发明的方法能够有效增加航煤馏分的收率。
与对比例2中的全部>270℃的馏分循环至原料油存储罐的方法相比，总循环量均为进料量的60％，本发明的方法中的航煤馏分收率比对比例2中高约3个百分点，航煤馏分选择性高3个百分点。这进一步说明了本发明的方法能够高效生产航煤。
对比例1
采用与实施例1相似的工艺路线进行，所不同的是，本对比例中，不设置任何馏分的循环。
加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。
本对比例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过对比例1中的方法后，航煤馏分收率仅为34.86％，其烟点为26.3mm，冰点小于<-50℃。
对比例2
采用与实施例1相似的工艺路线进行，所不同的是，本对比例中，将馏程＞270℃的馏分全部循环至原料油存储罐。
加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将≥270℃的馏分循环至原料油存储罐，循环馏分质量占加氢精制反应器入口进料量的60重量％。
本对比例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过对比例2中的方法后，航煤馏分收率仅为54.04％，其烟点为26.0mm，冰点小于<-50℃。
对比例3
采用与实施例1相似的工艺路线进行，所不同的是，本对比例中，将中间馏分循环至裂化反应器入口。
加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将所述中间馏分油循环至裂化反应器入口，循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的25重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的35重量％。
本对比例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过对比例3中的方法后，航煤馏分收率仅为54.01％，其烟点为26.0mm，冰点小于<-50℃。
实施例2
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的30重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的40重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过实施例2中的方法后，航煤馏分收率达到了57.8％，航煤馏分选择性为61.2％，其烟点为26.3mm，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
实施例3
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第一催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的25重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的35重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表2和表3中。
如表2和表3所示，中东蜡油经过实施例3中的方法后，航煤馏分收率达到了56.53％，航煤馏分选择性达到60.3％，其烟点为26.2mm，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
表2：工艺条件和产品分布
1)航煤选择性：航煤收率占(石脑油+航煤)收率的质量分数
2)>270℃馏分
表3：产品航煤主要性质
航煤馏分 实施例1 实施例2 实施例3 对比例1 对比例2 对比例3
20℃密度/(g/mL) 0.8093 0.8095 0.8088 0.8093 0.8091 0.8092
冰点/℃ <-50 <-50 <-50 <-50 <-50 <-50
烟点/mm 26.1 26.3 26.2 26.3 26.0 26.0
馏程(D-86)/℃
IBP 144 145 146 144 150 151
10％ 165 163 166 166 168 169
50％ 204 202 203 203 205 206
90％ 252 253 254 255 257 258
FBP 271 268 272 271 273 271
实施例4
采用图2所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为4个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-370℃)和尾油馏分(>370℃)。同时，将表1所述性质的外部中间馏分油引入至加氢裂化反应器的第三催化剂床层出口，以及将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的40重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的20重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表4和表5中。
如表4和表5所示，中东蜡油和外部中间馏分油经过实施例4中的方法后，航煤馏分收率达到了62.61％，其烟点为26.9mm，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
与对比例4中的一次通过流程(但在进料中引入表1所示的外部中间馏分油)相比，其航煤馏分收率高约30个百分点。这说明本发明的方法能够有效增加航煤馏分的收率。
与对比例5中的全部>270℃的馏分循环至原料油存储罐的方法相比，实施例4中的航煤馏分收率更高，高约13个百分点，航煤馏分选择性高13个百分点。这进一步说明了本发明的方法能够高效且最大量生产航煤。
对比例4
采用与实施例4相似的工艺路线进行，所不同的是，本对比例中，不设置任何馏分的循环。
加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为4个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)、中间馏分油(270-370℃)和尾油馏分(>370℃)。同时，将表1所述性质的外部中间馏分油引入至原料油存储罐。
本对比例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表4和表5中。
如表4和表5所示，中东蜡油和外部中间馏分油经过本对比例的方法后，在保持>370℃的馏分收率约为26％的条件下，航煤馏分收率仅为32.13％，其烟点为25.2mm，冰点小于<-50℃。
对比例5
采用与实施例4相似的工艺路线进行，所不同的是，本对比例中，分馏后得到的馏分不循环回加氢裂化反应器中，仅将全部尾油循环至原料油存储罐，具体地：
加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-3，加氢裂化反应器设定为4个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于270℃)和尾油馏分(>270℃)。将全部尾油馏分循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的60重量％。
本对比例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表4和表5中。
如表4和表5所示，中东蜡油和外部中间馏分油经过本对比例的方法后，航煤馏分收率为49.39％，其烟点为27.8mm，冰点小于<-50℃。
表4：工艺条件和产品分布
1)航煤选择性：航煤收率占(石脑油+航煤)收率的质量分数
表5：产品航煤主要性质
航煤馏分 实施例4 对比例4 对比例5
20℃密度/(g/mL) 0.8086 0.8082 0.8062
冰点/℃ <-50 <-50 <-50
烟点/mm 26.9 25.2 27.8
馏程(D-1160)/℃
IBP 152 151 154
10％ 171 170 169
50％ 205 206 205
90％ 256 255 257
FBP 268 271 269
实施例5
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中装填单一加氢裂化催化剂RHC-132(具有降凝功能)，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于285℃)、中间馏分油(285-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的20重量％，全部尾油循环至原料油存储罐。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表6和表7中。
如表6和表7所示，中东蜡油经过实施例5中的方法后，航煤馏分收率达到了60.34％，航煤馏分选择性高达63％以上，其烟点为29.1mm，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
实施例6
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中的加氢裂化催化剂为RHC-3和RHC-132，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，其中，第一个和第二个催化剂床层装填RHC-3催化剂，最后一个催化剂床层装填RHC-132催化剂，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于285℃)、中间馏分油(285-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的25重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的35重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表6和表7中。
如表6和表7所示，中东蜡油经过实施例6中的方法后，航煤馏分收率达到了63％以上，航煤馏分选择性高达66％以上，其烟点为28mm以上，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
实施例7
采用图1所示的工艺流程图进行，其中，加氢精制反应器中装填RN-32V，加氢裂化反应器中的加氢裂化催化剂为RHC-3、RHC-133和RHC-132，加氢裂化反应器设定为3个催化剂床层，其中，第一个和第二个催化剂床层分别装填RHC-3和RHC-133催化剂，最后一个催化剂床层装填RHC-132催化剂，表1所示性质的中东蜡油经过加氢精制和加氢裂化反应后，得到的裂化生成油经分馏塔切割得到的轻石脑油馏分(<65℃)、重石脑油馏分(65-145℃)、航煤馏分(馏程大于145℃且小于285℃)、中间馏分油(285-330℃)和尾油馏分(>330℃)。将全部中间馏分油循环至加氢裂化反应器的第二催化剂床层出口。循环中间馏分油的质量占加氢精制反应器入口进料量的25重量％，全部尾油循环至原料油存储罐，循环尾油质量占加氢精制反应器入口进料量的35重量％。
本实施例的反应条件、产品分布以及部分产品性质列于表6和表7中。
如表6和表7所示，中东蜡油经过实施例7中的方法后，航煤馏分收率达到了65％以上，航煤馏分选择性高达68％以上，其烟点为28mm以上，冰点小于<-50℃，关键性质均满足3#喷气燃料的要求。
表6：工艺条件和产品分布
1)航煤选择性：航煤收率占(石脑油+航煤)收率的质量分数
表7：产品航煤主要性质
航煤馏分 实施例5 实施例6 实施例6
20℃密度/(g/mL) 0.8023 0.8053 0.8062
冰点/℃ <-50 <-50 <-50
烟点/mm 29.1 28.3 28.6
馏程(D-86)/℃
IBP 144 144 144
10％ 170 169 170
50％ 208 207 207
90％ 259 257 257
FBP 282 281 283
由上述实施例和对比例的结果可以看出，本发明的方法能够大幅度增加加氢裂化装置的航煤收率，与对比例的方法相比，本发明实施例获得的航煤的选择性更高，质量更好。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (16)

1.一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法在包括加氢精制反应器、加氢裂化反应器和分离装置的系统中实施，所述加氢裂化反应器中含有至少两个催化剂床层，该方法包括：在氢气存在下，将原料油依次通过所述加氢精制反应器和所述加氢裂化反应器进行反应，得到加氢裂化流出物；然后将所述加氢裂化流出物引入至所述分离装置中依次进行气液分离和分馏，得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、航煤馏分、中间馏分油和尾油馏分；将全部所述中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行循环；以及将占全部所述尾油馏分的60重量％以上的尾油馏分循环以与所述原料油一起进行加氢精制和加氢裂化。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述中间馏分油的馏程为270～400℃；优选地，
所述中间馏分油的馏程为280～330℃。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间和/或第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有4个催化剂床层，全部所述中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间和/或第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，控制所述加氢裂化反应器的反应条件，使得所述中间馏分油的循环量占所述加氢精制反应器的进料量的5～60重量％；优选占10～40重量％。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，将占全部所述尾油馏分的75-99重量％的尾油馏分循环；优选地，
将占全部所述尾油馏分的80-95重量％的尾油馏分循环。
6.根据权利要求1、4-5中任意一项所述的方法，其中，控制所述加氢裂化反应器的反应条件，使得所述尾油馏分的循环量占所述加氢精制反应器的进料量的5～60重量％，优选占10～40重量％。
7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，该方法进一步包括：将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至所述加氢裂化反应器的第一个催化剂床层之后以进行加氢裂化。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，来自所述系统以外的外部中间馏分油中的氮含量不高于100ppm；优选地，
所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-420℃。
9.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为280-320℃，以及
所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有4个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第三个催化剂床层和第四个催化剂床层之间。
10.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，所述系统以外的外部中间馏分油的终馏点为大于320℃至小于等于420℃，以及
所述加氢裂化反应器中含有2个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有3个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第一个催化剂床层和第二个催化剂床层之间；或者
所述加氢裂化反应器中含有4个催化剂床层，将来自所述系统以外的外部中间馏分油引入至第二个催化剂床层和第三个催化剂床层之间。
11.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，所述加氢裂化反应器中的相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂相同。
12.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，根据物流方向，所述加氢裂化反应器中的相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低；优选地，
根据物流方向，相邻两个催化剂床层中的加氢裂化催化剂在相同转化率下的裂化反应温度的差值为T下游-T上游，且T下游-T上游＝2-15℃，优选T下游-T上游＝5-12℃。
13.根据权利要求1-12中任意一项所述的方法，其中，所述加氢裂化反应器中的加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分选自镍、钼、钨和钴中的至少一种；优选地，
以所述加氢裂化催化剂的总重量计，其中镍以氧化物计的含量为1～10重量％，钨以氧化物计的含量为10～50重量％，以及任选含有以氧化物计的1-15重量％的钼；优选地，
所述载体中含有氧化铝和沸石分子筛；优选地，
在所述载体中，氧化铝的重量百分含量为40～80％，沸石分子筛的重量百分含量为2～40％。
14.根据权利要求1-13中任意一项所述的方法，其中，所述加氢裂化反应器中的各个催化剂床层的高度占所述加氢裂化反应器中的全部催化剂床层高度的1/2n至5/3n，n为所述加氢裂化反应器中的催化剂床层的个数。
15.根据权利要求1-14中任意一项所述的方法，其中，所述加氢精制反应器中的加氢精制反应条件包括：温度为300～450℃，氢分压为6.0～20.0MPa，液时体积空速为0.3～3.0h-1，氢油体积比为500～2000。
16.根据权利要求1-15中任意一项所述的方法，其中，所述加氢裂化反应器中的加氢裂化反应条件包括：温度为300～450℃，氢分压为6.0～20.0MPa，液时体积空速为0.3～3.0h-1，氢油体积比为500～3000。
CN201610959207.0A 2016-10-27 2016-10-27 一种生产航煤的加氢裂化方法 Active CN108003927B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610959207.0A CN108003927B (zh) 2016-10-27 2016-10-27 一种生产航煤的加氢裂化方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610959207.0A CN108003927B (zh) 2016-10-27 2016-10-27 一种生产航煤的加氢裂化方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN108003927A true CN108003927A (zh) 2018-05-08
CN108003927B CN108003927B (zh) 2020-02-28

Family

ID=62048194

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201610959207.0A Active CN108003927B (zh) 2016-10-27 2016-10-27 一种生产航煤的加氢裂化方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN108003927B (zh)

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110835550A (zh) * 2018-08-15 2020-02-25 中国石油化工股份有限公司 一种生产化工原料的加氢裂化方法
CN111088072A (zh) * 2018-10-24 2020-05-01 中国石油化工股份有限公司 一种降低重石脑油溴指数与增加航煤烟点的加氢裂化方法
CN114437821A (zh) * 2020-11-06 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法
CN114437819A (zh) * 2020-11-06 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104611040A (zh) * 2013-11-05 2015-05-13 中国石油化工股份有限公司 一种加氢裂化方法

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104611040A (zh) * 2013-11-05 2015-05-13 中国石油化工股份有限公司 一种加氢裂化方法

Cited By (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110835550A (zh) * 2018-08-15 2020-02-25 中国石油化工股份有限公司 一种生产化工原料的加氢裂化方法
CN110835550B (zh) * 2018-08-15 2021-12-17 中国石油化工股份有限公司 一种生产化工原料的加氢裂化方法
CN111088072A (zh) * 2018-10-24 2020-05-01 中国石油化工股份有限公司 一种降低重石脑油溴指数与增加航煤烟点的加氢裂化方法
CN114437821A (zh) * 2020-11-06 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法
CN114437819A (zh) * 2020-11-06 2022-05-06 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法
CN114437821B (zh) * 2020-11-06 2023-04-11 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法
CN114437819B (zh) * 2020-11-06 2023-04-11 中国石油化工股份有限公司 一种生产航煤的加氢裂化方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN108003927B (zh) 2020-02-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103013559B (zh) 一种选择性增产航煤的加氢裂化方法
CN102399586B (zh) 一种生产喷气燃料的中压加氢裂化方法
CN104611040B (zh) 一种加氢裂化方法
KR102625447B1 (ko) 왁스 오일 수소첨가분해 방법 및 시스템
CN107987879A (zh) 一种兼产重石脑油和尾油的加氢裂化方法
CN102453535B (zh) 一种增产重整料的加氢裂化方法
CN108003927A (zh) 一种生产航煤的加氢裂化方法
CN104611021B (zh) 一种加氢裂化过程
CN103059986B (zh) 一种生产化工原料的加氢裂化方法
CN103773476A (zh) 一种加氢裂化-异构脱蜡生产高粘度指数润滑油基础油方法
CN103773466A (zh) 加氢裂化-异构脱蜡组合生产润滑油基础油方法
CN107460003A (zh) 一种加氢裂化增产航煤的方法
CN103773450A (zh) 一种加工劣质原料的加氢裂化方法
CN103773461B (zh) 一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法
CN105542851B (zh) 一种生产航煤的方法
CN103773462B (zh) 一种生产优质化工原料的两段加氢裂化方法
CN107794088B (zh) 一种劣质油品加氢处理和催化裂化组合工艺
CN100419044C (zh) 一种从煤液化油最大量生产大比重航空煤油的方法
CN108003925A (zh) 一种制备润滑油基础油原料的加氢裂化方法
CN106520197B (zh) 一种由劣质原料油生产航煤的加氢裂化方法
CN103773413A (zh) 一种生产润滑油基础油的方法
CN109988631A (zh) 一种催化剂级配技术生产汽油及基础油的方法
CN103773465A (zh) 一种组合工艺生产高粘度指数润滑油基础油的方法
CN106520195B (zh) 一种改善航煤质量的加氢裂化方法
CN106520196B (zh) 一种生产航煤的加氢裂化方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant