CN109852420B - 一种十六氢芘的制取与提纯工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种十六氢芘的制取与提纯工艺。煤焦油原料经过预处理后，进行加氢精制和加氢裂化反应，所得液体进行分馏；得到柴油馏分进入补充精制反应区，在补充精制催化剂的作用下进行加氢饱和反应；补充精制产物进行切割，所得馏分经冷却降温、过滤后得到高纯度的十六氢芘；剩余重馏分返回加氢裂化反应器继续裂化反应，以获得更多十六氢芘组分。本发明首次实现了以煤焦油原料、通过加氢工艺生产十六氢芘的目的。与现有技术相比，本发明方法在得到高纯度十六氢芘的同时，同时副产质量满足要求的清洁燃料油品和溶剂油产品。本发明方法提高了煤焦油加工的经济性，具有工艺简单，操作能耗低的特点。

Description

一种十六氢芘的制取与提纯工艺

技术领域

本发明涉及一种十六氢芘的制取与提纯工艺。

背景技术

高纯度十六氢芘的生产工艺苛刻，价格昂贵，因此，满足市场要求的高纯度十六氢芘产品成为稀有资源。

目前，合成的方法是生产高纯度十六氢芘的重要途径之一。芘是煤焦油中的重要组分，在煤焦油初馏时富集于300～360 ℃的馏分中，通过传统的精馏、结晶等方法可获取。煤焦油原料中基本不含有十六氢芘，直接从煤焦油中提取十六氢芘还未见报道，操作费用大，提取出的十六氢芘纯度低、收率低，经济上不可行。1,2,3,6,7,8-六氢芘的制备一般主要是通过芘的选择性催化加氢制得，由于连串反应和平行反应同时进行，从而使单一产物的选择性很难提高，获取高纯度十六氢芘的方法更难。

CN1351130A介绍了一种煤焦油加氢生产柴油的方法，主要是煤焦油经过分馏，得到的柴油以下的馏分进行加氢精制，可直接生产符合燃油指标的柴油或者生产作为柴油产品的调和组分，但是它只是对煤焦油中比较轻质的馏分进行加氢处理，并不能提取出高附加值、高纯度的十六氢芘产品，没有完全利用煤焦油。

CN1676583A介绍了一种中高温煤焦油加氢裂化工艺。工艺过程为：中高温煤焦油经加热炉加热到250～300℃，与氢气混合进入加氢精制反应器，精制生成油经蒸馏装置，分馏出汽油、柴油、润滑油及加氢尾油，加氢尾油经裂化加热炉加热后，与氢气混合后进入裂化反应器，进一步生产汽柴油馏分。馏分中不能提取出十六氢芘产品，只是生产调和燃料油，该工艺煤焦油直接进入高温加热炉会导致炉管结焦，影响装置的正常运转周期。

发明内容

本发明的目的是为了提供一种十六氢芘的制取与提纯工艺，采用该工艺可以制备高纯度的十六氢芘产品。

在现有技术中，虽然有研究对粗芘加氢进行了大量的探索，但其通常仅能够得到六氢芘，而未有得到十六氢芘的记载。本发明的发明人通过研究意外发现，在加氢催化剂中，采用具有高硅铝比、高结晶度、二次孔多、大比表面积的SBA-15/Y复合分子筛与无定形硅铝以及活性金属组分Pt和Pd相互配合，可以对粗芘原料（含有芘系化合物的烃油原料）进行全加氢，并且具有较高的催化活性、选择性和稳定性，从而完成了本发明。

本发明提供了一种十六氢芘的制取与提纯工艺，包括以下步骤：

（1）将煤焦油原料进行预处理；

（2）步骤（1）得到的煤焦油与氢气混合后，进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应；

（3）步骤（2）所得加氢精制反应流出物，可选地经过分离后，与氢气一起进入加氢裂化反应区，与加氢裂化催化剂接触进行反应；

（4）加氢裂化流出物进行气液分离，液体经过分馏，得到重馏分，重馏分的初馏点为130～220 ℃；

（5）步骤（4）所得重馏分与氢气进入混氢罐进行混氢，所得饱和溶氢的液相流出物，进入补充精制反应区，与加氢补充精制催化剂接触进行液相加氢反应（即加氢补充精制反应）；

（6）步骤（5）得到反应流出物经过分离、分馏后，得到富含十六氢芘组分和重组分，富含十六氢芘组分经冷却降温后，并经过滤、真空抽提，所得固体即为十六氢芘产品；

（7）步骤（6）所得重组分的至少一部分循环回步骤（3）中，与加氢裂化催化剂接触反应，进一步发生裂解反应（裂解二苯并芘、茚并芘等五环以上烃类，获取更多的十六氢芘组分）。

本发明中，所述加氢补充精制催化剂含有载体和负载于载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为Pt和/或Pd，所述载体含有SBA-15/Y复合分子筛、粘结剂和无定形硅铝，所述的SBA-15/Y复合分子筛的性质如下，SiO₂/Al₂O₃摩尔比为40～85，比表面积为400～1000m²/g，孔容0.5～2.0mL/g，红外酸度为0.3～0.6mmol/g。SBA-15/Y复合分子筛中Y型分子筛重量含量为50wt%～90wt%，优选为60wt%～80wt%。

加氢补充精制催化剂的比表面积为350～550m²/g，优选为380～500m²/g；孔容0.5～1.2mL/g，优选为0.2～0.9mL/g，红外酸量为0.3～1.0mmol/g，优选为0.4～0.8mmol/g。

所述的煤焦油可以为低温煤焦油、中温煤焦油或高温煤焦油中的至少一种，也可以是煤焦油提取出萘、蒽、菲、咔唑和荧蒽中的至少一种后的剩余馏分。煤焦油的芳烃含量一般为20～100 wt%，20℃密度一般为1.023～1.235 g/cm³。煤焦油的馏程为200～700℃范围内的任意范围，一般初馏点至终馏点的温度差在100～400℃之间。优选情况下，所述煤焦油原料为高温煤焦油或者高温煤焦油提取出萘、蒽、菲、咔唑和荧蒽中的至少一种后的剩余馏分。

按照本发明所述的十六氢芘的制取与提纯工艺，可以制得高纯度的十六氢芘产品。

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。

在本发明中，所述加氢补充精制催化剂含有载体和负载于载体上的活性金属组分。所述活性金属组分为Pt和/或Pd。所述载体含有SBA-15/Y复合分子筛、粘结剂和无定形硅铝。

所述SBA-15/Y复合分子筛的SiO₂/Al₂O₃摩尔比为40-85，具体地，例如可以为40、50、60、70、80、85以及这些点值中的任意两个所构成的范围中的任意值。

所述SBA-15/Y复合分子筛的比表面积为400-1000m²/g，具体地，例如可以为400m²/g、500m²/g、600m²/g、700m²/g、800m²/g、900m²/g、920m²/g、950m²/g、980m²/g、1000m²/g以及这些点值中的任意两个所构成的范围中的任意值。在本发明中，所述SBA-15/Y复合分子筛的比表面积根据低温液氮物理吸附法检测。

所述SBA-15/Y复合分子筛的孔容可以为0.5-2.0mL/g，例如0.5mL/g、0.6mL/g、0.7mL/g、0.8mL/g、0.9mL/g、1.0mL/g、1.1mL/g、1.2mL/g、1.3mL/g、1.4mL/g、1.5mL/g、1.6mL/g、1.7mL/g、1.8mL/g、1.9mL/g、2.0mL/g以及这些点值中的任意两个所构成的范围中的任意值。在本发明中，所述SBA-15/Y复合分子筛的孔容根据低温液氮物理吸附法检测。

在本发明中，所述加氢补充精制催化剂的性质如下：催化剂的比表面积为350～550m²/g，优选为380～500m²/g；孔容0.5～1.2mL/g，优选为0.6～0.9mL/g，红外酸量为0.3～1.0mmol/g，优选为0.4～0.8mmol/g。

在所述加氢补充精制催化剂中，以所述加氢催化剂的总重量为基准，所述活性金属组分的含量可以为0.1-2重量%，优选为0.2-1.5重量%；所述载体的含量可以为98-99.9重量%，优选为98.5-99.8重量%。

在所述载体中，以所述载体的总重量为基准，所述SBA-15/Y复合分子筛的含量可以为5-20重量%，所述粘结剂的含量可以为9-30重量%，所述无定形硅铝的含量可以为50-85重量%，优选为70-85重量%。所述的粘结剂采用本领域的常用粘结剂，本发明中优选氧化铝。

在本发明中，所述加氢补充精制催化剂可以选择适宜的商品催化剂，也可以根据本领域的常规方法进行制备，如按照CN103769194A中报道的方法制得。具体地，所述加氢补充精制催化剂的制备方法可以包括：将SBA-15/Y复合分子筛、无定型硅铝和用氧化铝制成的粘合剂机械混合、成型，然后干燥和焙烧，制成催化剂载体；采用浸渍法在载体上负载Pt和/或Pd，经干燥和焙烧，得到加氢催化剂。

本发明中，步骤（1）所述的预处理通常包括机械脱杂质、脱水、电脱盐等操作，还可以任选地包括抽提脱除蒽、菲等操作。

步骤（2）中所述的加氢精制催化剂为本领域的常规加氢精制催化剂，如可以为柴油加氢精制催化剂或加氢裂化预处理催化剂。加氢精制催化剂一般以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，第ⅥB族金属含量以氧化物计为10wt%～50wt%，第Ⅷ族金属含量以氧化物计为3～15 wt%；其性质如下：比表面积为100～350m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。可选择的商品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、FF-36、FF-46、FF-56、FF-66等加氢精制催化剂。也可以是国外催化剂公司开发的功能类似催化剂，如UOP公司的HC-K、HC-P催化剂，Topsoe公司的TK-555、TK-565催化剂，和AKZO公司的KF-847、KF-848等。

步骤（2）中加氢精制反应的工艺条件一般为：氢分压3.0～19.0 MPa，平均反应温度为260℃～440℃，液时体积空速0.1～4.0 h^-1，氢油体积比为300:1～3000:1。步骤（2）所述的加氢精制可以选择固定床、沸腾床等本领域的常规反应器形式。固定床反应器可以为上流式（并流）反应器、下流式（并流）反应器或气液逆流反应器形式。

步骤（3）中的加氢裂化催化剂为本领域的常规加氢裂化催化剂，如可以为轻油型加氢裂化催化剂、灵活型加氢裂化催化剂和（高）中油型加氢裂化催化剂。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。催化剂的载体为氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的一种或多种。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%；分子筛含量为5wt%～40wt%，氧化铝含量为10wt%～80wt%；其比表面为100m²/g～650m²/g，孔容为0.15mL/g～0.50mL/g。可供选择的商品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FC-26、FC-28、FC-14、ZHC-01、ZHC-02、ZHC-04等单段加氢裂化催化剂，以及国外公司如UOP公司的DHC39、DHC-8，CHERON公司的ICR126等加氢裂化催化剂。其中ZHC-02、ICR126为以无定形硅铝和Y型分子筛为裂化组分的加氢裂化催化剂，更适宜于本发明的加氢裂化过程。

本发明中优选使用（高）中油型加氢裂化催化剂。为了提高产品的收率和选择性，本发明中特别选择高中油型加氢裂化催化剂（如中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院研制的FC-26催化剂）。中油型加氢裂化催化剂在加氢条件下对烷烃和带侧链芳烃具有较好的断链功能，能够将原料中环状烃（包括环烷烃、侧链的环烷烃、芳烃、带侧链的芳烃）中的侧链烷烃断开。同时该催化剂具有适宜的稠环芳烃（不带侧链）饱和功能，且几乎不具有开环作用。加氢裂化所得生成油再经过分馏，可以将含有目的产品前驱物的组分尽量富集在适宜的窄馏分中。因此，使用中油型加氢裂化催化剂能够最大量的保持产品中环状烃的含量，而有助于提高最终目的产品的收率。

加氢裂化系统所用的反应器为常规固定床加氢反应器，更优选为下流式固定床反应器。步骤（3）中加氢裂化的工艺条件一般为：氢分压3.0MPa～19.0MPa，平均反应温度为260℃～440℃，液时体积空速0.3h^-1～4.0h^-1，氢油体积比300:～5000:1。

步骤（3）所述“可选的”是指，可以经过气液分离过程，也可以不经气液分离过程。

步骤（4）所述的分馏操作可以选择本领域的常规技术。分馏所得重馏分的初馏点可以为130-220℃。优选为160-200℃。在优选情况下，步骤（4）分馏所得重馏分为柴油馏分，进一步优选地，柴油馏分的初馏点为130～220℃，更优选为160～200℃；终馏点为280～400℃，更优选为300～350℃。

本发明的工艺中，所述加氢补充精制反应的工艺条件可以为本领域的常规选择。在优选情况下，所述加氢反应的工艺条件包括：反应压力为4-20MPa，液时体积空速为0.05-6 h^-1，平均反应温度为150-380℃。

根据本发明的一种优选实施方式，所述加氢补充精制反应的过程包括依次进行的两个反应阶段，与之相对应，第一反应阶段使用的催化剂为加氢催化剂A，第二反应阶段使用的催化剂为加氢催化剂B。所述加氢催化剂A中的活性金属组分的含量百分比x₁低于所述加氢催化剂B中的活性金属组分的含量百分比x₂，优选地x₁比x₂低0.1-1.5个百分点，更优选地x₁比x₂低0.3-1.5个百分点。所述加氢催化剂A中的SBA-15/Y复合分子筛的含量百分比y₁高于所述加氢催化剂B中的SBA-15/Y复合分子筛的含量百分比y₂，优选地y₁比y₂高5-35个百分点，更优选地y₁比y₂高10-35个百分点。按照上述优选实施方式可以获得较高纯度的十六氢芘，并且收率更高。

在进一步优选的实施方式中，当所述加氢补充精制反应的过程包括依次进行的两个反应阶段时，所述第二反应阶段的平均反应温度比所述第一反应阶段的平均反应温度低10-150℃，优选30-120℃。更优选地，所述第一反应阶段的平均反应温度为180-380℃，进一步优选为220-350℃；所述第二反应阶段的平均反应温度为150-350℃，优选为180-330℃。

在上述优选实施方式中，所述第一反应阶段和所述第二反应阶段可以在同一个反应器内进行，也可以在串联的两个以上反应器内进行。

在本发明中，所述方法还可以包括将加氢反应所得反应流出物进行分离和分馏，得到富含十六氢芘组分和重组分，将所述重组分的至少部分循环回上述步骤（3）中进行加氢裂化反应。此处的分馏过程可以采用本领域的常规分馏技术。分馏所得产品除了富含十六氢芘组分（中间组分）和重组分外，还包括液体轻组分。其中所述液体轻组分和中间组分（富含十六氢芘组分）的切割温度为130～280℃，优选为200～260℃。所述中间组分和重组分的切割温度为300～360℃，优选为320～340℃。液体中间组分经过冷却降温后，并经过滤、真空抽提、可选择的离心分离操作后得到固体即为高纯度十六氢芘产品，经过分析其纯度可达95wt%以上。而所得到高于切割温度的液体重组分由于含有二苯并芘、茚并芘等五环以上烃类，可以通过循环加氢裂化后将其转化为芘，从而可以提高目的产品的收率。

在所述加氢补充精制反应过程的第一反应阶段和所述第二反应阶段中，所使用的加氢催化剂由于活性金属组分含量和SBA-15/Y复合分子筛含量的不同，而分别具有不同的性质。所述加氢催化剂A具有相对较低的活性金属组分含量和更高的SBA-15/Y复合分子筛含量，因而催化剂的裂化性能较高。煤焦油加氢裂化所得柴油馏分中仍然含有的链烷烃和带侧链的多环芳烃进一步与所述加氢催化剂A接触反应，多环芳烃上的侧链经过反应后几乎全部从芳环上剥离，同时多环芳烃会发生部分双键饱和反应，如粗芘经加氢后可以生成六氢芘。所述加氢催化剂B则因为具有相对较高的活性金属组分含量和相对较低的SBA-15/Y复合分子筛含量，而加氢性能较高，裂解活性偏弱。所述第一反应阶段的加氢产物再与所述加氢催化剂B接触反应时，其中经过部分加氢生成的非全氢芘（如六氢芘）在更低的反应温度下，由于催化剂的裂化活性受到限制，而饱和功能强，进一步进行加氢，全部的碳碳双键均得到饱和从而得到十六氢芘（全氢芘）产品，从而提高了本发明方法生产十六氢芘的收率。因此，在加氢反应过程中按照上述优选方式对加氢催化剂进行级配组合，很好地实现了柴油馏分中稠环芳烃尤其是粗芘的加氢饱和，从而使得加氢法能够用于直接生产高纯度的十六氢芘产品。

与现有技术相比，本发明的工艺具有以下特点：

1、按照本发明所述的方法，使用煤焦油原料作为初始原料，并选择适宜的工艺流程，通过加氢工艺能够制备出高纯度的十六氢芘，同时还能够得到性能优异的溶剂油产品。本发明所述的方法极大地扩宽了煤焦油生产高附加值产品的潜力。既为低附加值的煤焦油提供了一种提高其经济性的加工方法，也为十六氢芘产品开发了一种新原料和全新的工艺路线。

2、本发明首先通过加氢精制、加氢裂化和分馏过程，针对煤焦油加氢裂化柴油中芳烃含量高，在加氢裂化过程中生成较多易溶解十六氢芘的轻重组分的情况，将加氢裂化生成油分馏出富含十六氢芘的窄馏分，从而将三环以上稠环芳烃组分富集到柴油馏分中，并实现了对相溶目的产品的组分的分隔（分离），降低易溶组分对后续补充精制反应的影响；之后通过补充加氢过程，利用含有SBA-15/Y复合分子筛的贵金属催化剂对稠环芳烃的选择性裂解和加氢能力，将四环芳烃——粗芘进行全加氢，从而得到富含全氢芘（即十六氢芘）的馏分油；最后再通过分馏过程对全氢芘进行富集，经过冷却降温后十六氢芘从馏分油中析出结晶。

3、本发明中使用的加氢催化剂，采用SBA-15/Y复合分子筛作为酸性组分，该SBA-15/Y复合分子筛具有高硅铝比、高结晶度、二次孔多、大比表面积的特点，其与无定形硅铝以及加氢活性金属组分Pt和Pd相互配合，不仅促进了芳烃加氢饱和活性的发挥，更有利于芳烃的选择性开环和断链，而且有利于反应产物的扩散，同时容炭能力也大为增强，从而提高了催化剂的活性、选择性和稳定性。该催化剂特别适宜作为环烷基原料，尤其是粘度高、稠环芳烃含量高的环烷基原料的加氢脱芳烃反应中。

4、本发明中，在补充加氢反应区内，优选采用两种不同的加氢催化剂。第一反应阶段内使用的加氢催化剂A具有相对较高的SBA-15/Y复合分子筛含量和相对较低的金属含量，因而表现为偏裂解活性。对于富集了三环以上稠环芳烃的加氢裂化柴油馏分而言，加氢催化剂A的偏裂解性能能够对带侧链烷烃的稠环芳烃进行有效的断链反应，进一步将侧链从芳环上剥离。而第二反应阶段内使用的加氢催化剂B，则因为具有相对较高的金属含量和较低的SBA-15/Y复合分子筛含量，而加氢性能偏强，而其适宜的裂解活性亦对稠环芳烃的加氢饱和具有重要的催化作用。因此，在第一反应阶段内已经发生部分加氢而生成的非全氢芘（如六氢芘）可以在更低的反应温度下，在第二反应阶段完成全部芳环的加氢饱和，从而得到十六氢芘（全氢芘）产品。

5、本发明对加氢裂化所得柴油馏分采用缓和的逐步饱和各种杂环芳烃的加工方案用于生产十六氢芘产品和低芳溶剂油，可以最大程度地避免单段工艺中在高温下煤焦油加氢裂化柴油馏分中芳烃缩合积炭和裂解反应，而严重影响催化剂使用寿命问题的发生。

附图说明

图1是本发明方法的工艺流程示意图。

具体实施方式

以下结合附图和实施例对本发明所述的方法做更详细的说明。

如图1所示，经过预处理（图中省略了预处理单元）后的煤焦油经过管线1，与经过管线2的氢气混合后进入加氢精制反应器3，进行脱除硫、氮、氧、金属等加氢反应，精制反应流出物经过管线4进入加氢裂化反应器5进行裂化反应，加氢裂化反应流出物经过管线6进入气液分离器7（气液分离器7通常包括高压分离器与低压分离器），所得富氢气体经过管线10和任选的脱硫化氢处理后，与管线9进入的新氢混合，得到循环氢。气液分离器所得液体经过管线8，进入分馏塔11进行分离，得到气体产物、轻馏分油和重馏分油分别经管线12、13和管线15排出，所得柴油馏分经管线14，与管线19的氢气混合后，进入混氢罐16进行充分混氢，所得饱和溶氢的液体流出物经管线17进入第一补充精制反应器18，与加氢补充精制催化剂A接触，进行加氢反应；所得加氢补充精制流出物经管线20进入第二补充精制反应器21，在溶解氢的存在下，与加氢补充精制催化剂B接触，对四环和少量三环芳烃进行饱和，同时保持多环芳烃饱和后环烷烃环形的完整，变成带三环或四环环烷烃。补充精制流出物经过管线22进入气液分离器23（或闪蒸塔）进行分离，气体经过管线24排出。补充精制所得液体经过可选择的气提处理后（图中省略），经过管线25进入分馏塔26进行分馏，少量气体经管线27排出，所得富含十六氢芘液体经过管线29进入冷却降温、过滤和真空抽提单元30，所得固体产品十六氢芘经管线31排出；分馏所得低沸点溶剂油经管线28与经过管线32的抽提所得液体混合后，作为低芳溶剂油产品；高沸点溶剂油（即液体重组分）经管线33返回到加氢裂化反应器5进行裂化反应，以获取更多的十六氢芘组分。

如无特别说明，以下所涉及的%均为质量百分数。本发明中，十六氢芘纯度采用GC-MS气相色谱-质谱小分子定性分析，溶剂油的赛波特颜色采用GB/T3555-1992的方法检测，溶剂油的芳烃含量采用GB/T 17474的方法检测，煤焦油加氢裂化得到产物中芘系化合物的含量采用ISO13877-1998方法进行测定。

以下实施例和对比例中使用的高温煤焦油原料如下表1所示。所述高温煤焦油由产自河南安阳的煤炭经过1000℃干馏，并脱除萘后所得煤焦油馏分。

表1

以下实施例中使用的补充加氢精制催化剂均根据CN103769194A公开的方法进行制备。其中，所述SBA-15/Y复合分子筛中Y分子筛的含量为75%。具体地，所使用的补充加氢精制催化剂的性质如下表2所示。

表2

在以下实施例1-4中，加氢精制反应和加氢裂化反应的操作条件如下表3所示。

表3

在实施例1-4中，从加氢裂化反应流出物中分离出的柴油馏分的馏程为160～340℃，加氢裂化反应所得产物的产品分布包括：<160℃馏分8.3wt%，160-340℃馏分55.5wt%，>340℃馏分36.2wt%，且160-340℃馏分中芘含量为1.5wt%；从补充加氢精制反应流出物中分离出的富含十六氢芘液体馏分的馏程为280～320℃。

实施例1

如图1所示流程，补充加氢精制反应区内催化剂不分段，而仅采用一种催化剂A，其中，补充加氢精制反应区的操作条件和所得十六氢芘的收率和纯度如表4所示。

实施例2

如图1所示流程，补充加氢精制反应区内催化剂不分段，而仅采用一种催化剂B，其中，补充加氢精制反应区的操作条件和所得十六氢芘的收率和纯度如表4所示。

实施例3

如图1所示流程，补充加氢精制反应区分为两个补充加氢精制反应阶段，并采用催化剂A和催化剂B的级配方案，第一补充加氢精制反应阶段使用催化剂A，第二补充加氢精制反应阶段使用催化剂B，其中，补充加氢精制反应区的操作条件和所得十六氢芘的收率和纯度如表4所示。

实施例4

参照实施例3，所不同的是，改变补充加氢精制催化剂的级配顺序，第一补充加氢精制反应阶段使用催化剂B，第二补充加氢精制反应阶段使用催化剂A，其中，补充加氢精制反应区的操作条件和所得十六氢芘的收率和纯度如表4所示。

表4

[1]：以160-340℃馏分为基准。

从表4中所列数据可知，对原料加氢的现有技术方案来说，不同条件下得到十六氢芘产品的纯度、收率不同，实施例3的催化剂级配方法最优。

从实施例1-4的数据可以看出，本发明中煤焦油原料经过预处理、加氢精制、加氢裂化、补充加氢精制的工艺方法，均能够得到纯度较高的十六氢芘产品。而其中，补充精制反应区采用催化剂级配的方案，所得十六氢芘的收率和纯度更高，具有更理想的加氢效果。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (28)

1.一种十六氢芘的制取与提纯工艺，包括以下步骤：

（1）将煤焦油原料进行预处理；

（2）步骤（1）得到的煤焦油与氢气混合后，进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应；

（3）步骤（2）所得加氢精制反应流出物，可选地经过分离后，与氢气一起进入加氢裂化反应区，与加氢裂化催化剂接触进行反应；

（4）加氢裂化流出物进行气液分离，液体经过分馏，得到重馏分，重馏分的初馏点为130～220 ℃；

（5）步骤（4）所得重馏分与氢气进入混氢罐进行混氢，所得饱和溶氢的液相流出物，进入补充精制反应区，与加氢补充精制催化剂接触进行液相加氢反应；

（6）步骤（5）得到反应流出物经过分离后，得到富含十六氢芘组分和重组分，富含十六氢芘组分经冷却降温后，并经过滤、真空抽提，所得固体即为十六氢芘产品；

（7）步骤（6）所得重组分的至少一部分循环回步骤（3）中，与加氢裂化催化剂接触反应，进一步发生裂解反应；

其中，所述加氢补充精制催化剂含有载体和负载于载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为Pt和/或Pd，所述载体含有SBA-15/Y复合分子筛、粘结剂和无定形硅铝；所述的SBA-15/Y复合分子筛的性质如下，SiO₂/Al₂O₃摩尔比为40～85，比表面积为400～1000m²/g，孔容0.5～2.0mL/g，红外酸度为0.3～0.6mmol/g。

2.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述SBA-15/Y复合分子筛中Y型分子筛的重量含量为50wt%～90wt%。

3.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述加氢补充精制催化剂的比表面积为350～550m²/g，孔容0.5～1.2mL/g，红外酸量为0.3～1.0mmol/g。

4.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述加氢补充精制催化剂中，以催化剂的总重量为基准，所述活性金属组分的含量为0.1-2重量%，所述载体的含量为98-99.9重量%。

5.按照权利要求1或4所述的工艺，其特征在于，所述的载体中，以载体的总重量为基准，所述SBA-15/Y复合分子筛的含量为5-20重量%，所述粘结剂的含量为9-30重量%，所述无定形硅铝的含量为50-85重量%。

6.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的煤焦油为低温煤焦油、中温煤焦油、高温煤焦油或煤焦油提取出萘、蒽、菲、咔唑和荧蒽中的至少一种后的剩余馏分。

7.按照权利要求6所述的工艺，其特征在于，煤焦油的芳烃含量为20～100 wt%，20℃密度为1.023～1.235 g/cm³。

8.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，加氢补充精制反应的工艺条件包括：反应压力为4-20MPa，液时体积空速为0.05-6 h^-1，平均反应温度为150-380℃。

9.按照权利要求8所述的工艺，其特征在于，步骤（5）的加氢补充精制反应包括依次进行的两个反应阶段，与之相对应，第一反应阶段使用的催化剂为加氢催化剂A，第二反应阶段使用的催化剂为加氢催化剂B；所述加氢催化剂A中的活性金属组分的含量百分比x₁低于所述加氢催化剂B中的活性金属组分的含量百分比x₂，所述加氢催化剂A中的SBA-15/Y复合分子筛的含量百分比y₁高于所述加氢催化剂B中的SBA-15/Y复合分子筛的含量百分比y₂。

10.按照权利要求9所述的工艺，其特征在于，x₁比x₂低0.1-1.5个百分点，y₁比y₂高5-35个百分点。

11.按照权利要求9或10所述的工艺，其特征在于，所述第二反应阶段的平均反应温度比所述第一反应阶段的平均反应温度低10-150℃。

12.按照权利要求11所述的工艺，其特征在于，所述第一反应阶段的平均反应温度为180-380℃，所述第二反应阶段的平均反应温度为150-350℃。

13.按照权利要求9或10所述的工艺，其特征在于，所述第一反应阶段和所述第二反应阶段在同一个反应器内进行，或在串联的两个以上反应器内进行。

14.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤（4）所述的重馏分的初馏点为160-200℃。

15.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述重馏分的终馏点为300-400℃。

16.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的预处理包括机械脱杂质、脱水、电脱盐、抽提脱除蒽和/或菲中的至少一种操作。

17.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的加氢精制催化剂以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，第ⅥB族金属含量以氧化物计为10wt%～50wt%，第Ⅷ族金属含量以氧化物计为3～15 wt%；其性质如下：比表面积为100～350m²/g，孔容为0.15～0.6mL/g。

18.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂为中油型加氢裂化催化剂。

19.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤（4）所述重馏分的初馏点为160-200℃。

20.按照权利要求1或19所述的工艺，其特征在于，所述重馏分的终馏点为280～400℃。

21.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述富含十六氢芘组分和重组分的切割温度为300～360℃。

22.按照权利要求21所述的工艺，其特征在于，所述富含十六氢芘组分的初馏点为 130～280℃。

23.按照权利要求10所述的工艺，其特征在于，x₁比x₂低0.3-1.5个百分点，y₁比y₂高10-35个百分点。

24.按照权利要求11所述的工艺，其特征在于，所述第二反应阶段的平均反应温度比所述第一反应阶段的平均反应温度低30-120℃。

25.按照权利要求12所述的工艺，其特征在于，所述第一反应阶段的平均反应温度为220-350℃，所述第二反应阶段的平均反应温度为180-330℃。

26.按照权利要求20所述的工艺，其特征在于，所述重馏分的终馏点为300～350℃。

27.按照权利要求11所述的工艺，其特征在于，所述富含十六氢芘组分和重组分的切割温度为320～340℃。

28.按照权利要求22所述的工艺，其特征在于，所述富含十六氢芘组分的初馏点为200～260℃。

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