CN111349460A - 低凝柴油及其制备方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及煤加工技术领域，公开了一种低凝柴油及其制备方法和装置。该制备方法包括：(1)在氢气和加氢精制催化剂存在下，将煤直接液化产生的粗液化油进行加氢精制，并将所得物流经过第一分离、第一分馏，得到轻质馏分、中质馏分和重质馏分；(2)在氢气和深度加氢精制催化剂存在下，将所述轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢精制，并将所得的加氢产物经过第二分离、第二分馏，得到低凝柴油。本发明提供的方法以煤直接加氢裂化生成的粗液化油为原料，由于粗液化油中环烷烃和氢化芳烃具有很好的低温流动性，因此，通过该方法制得的柴油具有低凝点的特征，同时具有更大的体积热值，可应用于极寒地区和军事领域。

Description

低凝柴油及其制备方法和装置
技术领域
本发明涉及煤加工技术领域，具体涉及一种低凝柴油及其制备方法和装置。
背景技术
随着国民经济快速发展和环保意识的不断提高，我国对车用柴油产量和质量均提出更高要求。我国三北(东北、华北和西北)和西藏等地区冬季漫长，在寒冷季节对低凝柴油需求更加旺盛，而低凝柴油产量受到柴油凝点的严重制约。而在南北极、漠河等极冷地区，国家军事战略需要等特殊地区，需要超低凝点柴油的供应，而传统的石油基柴油很难达到低凝点的要求，因此寻求新的低凝点柴油的生产方法尤为重要。
CN105419867A公开了一种采用生物质油生产液化气、汽油、煤油和低凝点柴油的多重馏分的制备方法，该方法包括：1)将生物质油进行除杂预处理，得到预处理液；2)采用含有金属镍、钴和/或钼的负载型催化剂，对所述预处理液进行加氢精制处理，产物经气液分离后，收集加氢精制液相；3)采用含有贵金属(钯或铂)的负载型催化剂，对所述加氢精制液相进行异构化处理，产物经气液分离，得到加氢异构化液相；4)所述加氢异构化液相进行常压蒸馏，收集包括液化气、汽油、煤油和低凝点柴油的多重馏分。
CN1019722293A公开了一种兼产航煤和低凝点柴油的方法，该方法包括：将原料油引入至加氢精制反应区进行加氢精制，所得加氢精制物进行分离和分馏后得到氢煤油馏分和柴油馏分；将所述柴油馏分依次通过临氢降凝反应区和加氢精制后反应区，得到物流经分离和分馏后得到重煤油馏分和柴油馏分；将部分柴油馏分作为低凝柴油馏分，剩余部分柴油馏分循环回所述临氢降凝反应区。
CN103450937A公开一种煤焦油生产低凝柴油的方法，该方法包括：将煤焦油和氢气混合物后在加氢反应器中在钼-镍型催化剂催化作用下进行缓和加氢精制，得到加氢精制生成油；将加氢精制生成油在分馏塔中进行分馏，得到柴油馏分；将异丙醇、尿素和水混合制成尿液，在反应器中50-60℃进行尿液饱和，按照柴油和尿液体积比为1：3-5比例加入柴油，搅拌，络合脱蜡反应，分离出低凝点柴油和尿素络合物。
煤基合成燃料由于具有组成与石油基燃料接近、高清洁、高品质等优点被认为是首选的石油替代能源，我国的一次能源结构决定了煤炭直接液化生产油品符合我国能源可持续发展战略。
因此，亟需一种新的采用煤基合成燃料制备低凝柴油的方法。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术存在的制备低凝柴油成本高和工艺复杂的问题，提供一种低凝柴油及其制备方法和装置，该制备方法以煤直接液化的粗液化油为原料，降低了生产成本，且制备方法简单。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种低凝柴油的制备方法，该方法包括：
(1)在氢气和加氢精制催化剂存在下，将煤直接液化产生的粗液化油进行加氢精制，并将所得物流经过第一分离、第一分馏，得到轻质馏分、中质馏分和重质馏分；
(2)在氢气和深度加氢精制催化剂存在下，将所述轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢精制，并将所得的加氢产物经过第二分离、第二分馏，得到低凝柴油。
优选地，所述粗液化油在氢气和加氢裂化催化剂存在下，将煤进行加氢裂化而得。
优选地，所述粗液化油为液化轻油和/或液化重油，所述液化轻油的馏程为-100至300℃，所述液化重油的馏程为20-550℃。
优选地，所述加氢精制在带内循环的反应器中进行。
优选地，所述轻质馏分的馏程为70-175℃，所述中质馏分的馏程为180-350℃，所述重质馏分的馏程为350-465℃。
本发明第二方面提供一种上述的方法制得的低凝柴油，其中，所述低凝柴油的馏程为200-260℃。
本发明第三方面提供一种生产低凝柴油的装置，该装置包括：依次连通的加氢精制反应器、第一高压分离器、第一低压分离器、第一分馏塔、深度加氢精制反应器、第二高压分离器、第二低压分离器、第二分馏塔，其中，所述加氢精制反应器为带内循环的反应器；
所述加氢精制反应器的内部上方设置液体收集杯，用于收集液体并将所述液体返回所述加氢精制反应器的底部；
所述第一分馏塔的顶部、上部连通于所述深度加氢精制反应器的顶部，用于将所述第一分馏塔塔顶排出的轻质馏分和第一分馏塔上部排出的中质馏分的混合物进行深度加氢精制。
本发明提供的方法以煤直接加氢裂化生成的粗液化油为原料，由于粗液化油中环烷烃和氢化芳烃具有很好的低温流动性，因此，通过该方法制得的柴油具有低凝点的特征，同时具有更大的体积热值，可应用于极寒地区和军事领域。
附图说明
图1是本发明提供的生产低凝柴油的装置示意图。
附图标记说明
1、粗液化油 2、氢气 3、循环氢
4、加氢精制反应器 5、液体收集杯 6、第一离心压缩机
7、第一高压分离器 8、第一低压分离器 9、第一分馏塔
10、分离罐 11、轻质馏分 12、中质馏分
13、重质馏分 14、深度加氢精制反应器 15、第二离心压缩机
16、第二高压分离器 17、第二低压分离器 18、第二分馏塔
19、低凝柴油
具体实施方式
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，煤直接液化生产的粗液化油包括轻质液化油和重质液化油，初始液化油中含有比较多的氮、氧、硫等杂质，而且芳香烃含量高，一般不能直接作为产品使用，需要经过进一步的加氢处理，来脱除其中的氮、氧、硫等杂质，并饱和其中的烯烃和芳香烃，来生产符合标准的液化气、石脑油、煤油和柴油等产品。
本发明第一方面提供一种低凝柴油的制备方法，该方法包括：
(1)在氢气和加氢精制催化剂存在下，将煤直接液化产生的粗液化油进行加氢精制，并将所得物流经过第一分离、第一分馏，得到轻质馏分、中质馏分和重质馏分；
(2)在氢气和深度加氢精制催化剂存在下，将所述轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢精制，并将所得的加氢产物经过第二分离、第二分馏，得到低凝柴油。
根据本发明，优选地，所述粗液化油在氢气和加氢裂化催化剂存在下，对煤进行加氢裂化而得。
在本发明中，对所述粗液化油具有较宽的选择范围，优选地，所述粗液化油为液化轻油和/或液化重油，所述液化轻油的馏程为-100至300℃，所述液化重油的馏程为20-550℃，进一步优选地，所述粗液化油符合如下表1所示的技术指标。
表1
性质 液化轻油 液化重油
密度(20℃)，kg/m<sup>3</sup> 820-910 910-990
馏程，℃ -100至300 20-550
环烷烃和芳烃化合物含量，wt％ ≥50 ≥60
氧含量，wt％ ≤5 ≤5
硫含量，μg/g ≤1500 ≤1500
氮含量，μg/g ≤3000 ≤3000
结合表1数据可知，煤直接液化的粗液化油中环烷烃含量较高，单体的四氢萘、茚满等氢化芳烃化合物含量极少，而以大量的四氢化萘及茚满衍生物的形式存在。
在本发明中，只要在氢气和加氢裂化催化剂存在下，将煤液化为粗液化油即可。优选地，所述加氢裂化的条件包括：温度为300-600℃，优选为350-480℃，空速为0.1-2h-1，优选为0.3-1h-1，压力为6-35MPa，优选为10-20MPa，氢分压为6-30MPa，优选为10-14.5MPa。
优选地，所述加氢裂化催化剂为水溶性铁基催化剂，所述水溶性铁基催化剂优选选自α-FeOOH、γ-FeOOH和无定型羟基氧化铁中的至少一种。相比其他铁基催化剂，采用水溶性铁基催化剂具有更高的活性，更有利于提高煤液化的产率。
在本发明中，所述低凝柴油的制备方法主要包括加氢精制和深度加氢精制这两个步骤。优选地，所述加氢精制的步骤的目的在于：一方面除去粗液化油中的氧、氮、硫等杂质，为深度加氢精制过程提供原料，另一方面为煤直接液化单元提供活性溶剂。
根据本发明，优选地，所述加氢精制在带内循环的反应器中进行，所述内循环的反应器是指在反应器内部的上方设置液体收集杯，并将收集到的液体循环至反应器的底部；进一步优选地，所述反应器选自沸腾床反应器或膨胀床反应器，其中，采用沸腾床反应器或膨胀床反应器近似于等温操作，反应器的温度差低于5℃，可以避免反应器局部过热。
在本发明采用带内循环的沸腾床反应器或带内循环的膨胀床反应器产出的部分馏分油作为煤液化反应器进料所需的溶剂油，溶剂油的加氢深度影响煤液化的加氢深度，而选用固定床反应器不仅无法达到生产合格溶剂油的要求并且不能长周期运转。
在本发明的加氢处精制过程中，烯烃饱和、脱氧和脱硫的反应比较容易进行，而二环以上芳烃饱和和脱氮的反应相对比较困难。在本发明所述加氢精制步骤中，二环以上芳烃饱和的程度是受到煤直接液化对活性溶剂供氢性能限制。因此，本发明采用的加氢精制的反应条件和催化剂要兼顾二环以上芳香烃的饱和和煤液化油的脱氮活性，即，既要满足二环以上芳香烃的饱和程度达到一定比例，又要在此条件下将煤液化油中氮含量降低到最低水平。
在本发明中，对所述加氢精制的条件具有较宽的选择范围，优选地，所述加氢精制的条件包括：温度为300-480℃，优选为320-400℃，空速为0.2-4h-1，优选为0.4-3.5h-1，氢分压为6-25MPa，优选为8-20MPa，所述内循环的液体与所述粗液化油的体积比为1.5-5：1，优选为2-4：1，其中，所述内循环的液体是指液体收集杯收集到的液体。
在本发明中，采用带内循环的反应器，具有以下优点：(1)可以处理大于450℃馏分及沥青，且处理量大；(2)加氢精制催化剂可以周期性地在线置换，在不停工的情况下保持催化剂的反应活性；(3)通过循环泵使催化剂床层膨胀30-50％，保证催化剂固体颗粒之间有足够大的自由空间，可以避免由原料夹带或反应过程产生的固体微粒在穿越催化剂床层中产生累计、床层堵塞或床层压力不稳的问题；(4)内循环的液体使反应器中反应热能及时有效地导出反应区，具有良好的热转移、降低温升幅度与保持反应器径向床层温度的均匀，使催化剂床层的过热最小化，并能减少焦炭形成；(5)取消了冷氢系统，反应热得到充分利用，达到节能的目的。
在本发明中，所述第一分离是指将加氢精制步骤产生的物流进行气液分离，将气体直接外排或经离心压缩机后返回加氢精制反应器，液体引入第一分馏塔进行分馏，优选地，所述第一分离包括第一高压分离器和第一低压分离器，目的在于分离不同组分，同时达到节能和降低氢耗的效果。
优选地，所述第一分馏在第一分馏塔中进行，根据馏程的不同，所述第一分馏塔的顶部、上部和底部各自独立地为轻质馏分、中质馏分和重质馏分；进一步优选地，步骤(1)中，所述轻质馏分的馏程为70-175℃，中质馏分的馏程为180-350℃，所述重质馏分的馏程为350-465℃。
根据本发明的一种优选实施方式，所述轻质馏分和中质馏分的混合物作为深度加氢精制的反应物，优选地，步骤(2)中，所述混合物的馏程为100-340℃。
本发明中，所述深度加氢精制的目的是对轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢处理，降低馏分中的杂质，得到符合条件的柴油。
根据本发明，优选地，所述深度加氢精制在固定床反应器中进行，进一步优选地，所述固定床反应器包括2-4个催化剂床层，在床层之间可使用氢气来控制下一个床层的反应温度。在本发明的具体实施过程中，可根据具体工艺过程的要求，采用两个或两个以上的固定床反应器完成深度加氢精制步骤。
优选地，所述深度加氢精制的条件包括：所述深度加氢精制的条件包括：温度为300-500℃，优选为320-440℃，空速为0.2-4.5h-1，优选为0.3-3.8h-1，氢分压为6-25MPa，优选为7-18MPa。采用优选的条件，更有利于降低低凝柴油的凝点。
在本发明中，所述第二分离是指将深度加氢精制步骤产生的物流进行气液分离，将气体直接外排或经离心压缩机后返回深度加氢精制反应器，液体引入第二分馏塔进行分馏，优选地，所述第二分离包括第二高压分离器和第一低压分离器，目的在于分离不同组分，同时达到节能和降低氢耗的效果。
优选地，所述第二分馏在第二分馏塔中进行，根据馏程的不同，在所述第二分馏塔的塔釜得到低凝柴油。
在本发明中，对所述加氢精制催化剂和深度加氢精制催化剂具有较宽的选择范围，优选地，所述加氢精制催化剂和深度加氢精制催化剂各自独立地为负载型加氢催化剂，所述负载型加氢催化剂包括载体和活性组分；进一步优选地，所述载体为耐热无机氧化物，优选为氧化铝或/或氧化硅，所述活性组分选自第VIB族金属元素和第VIII族金属元素中的至少一种，优选为W、Mo、Co和Ni中的至少一种。
优选地，以所述加氢精制催化剂的重量为基准，所述载体的含量为70-99wt％，所述活性组分的含量为1-30wt％。
在本发明中，对所述加氢精制催化剂的来源不作限定，可以通过购买得到，也可以通过自制得到。例如，实施例中加氢精制催化剂为大连石油化工研究院牌号为FFT-1B的催化剂，该FFT-1B催化剂的载体为Al2O3，活性组分Ni和Mo，其中，以FFT-1B催化剂的重量为基准，Al2O3的含量为75wt％，Ni和Mo的含量为25wt％。
优选地，以所述深度加氢精制催化剂的重量为基准，所述载体的含量为50-99.9wt％，所述活性组分的含量为0.1-50wt％。
在本发明中，对所述深度加氢精制催化剂的来源不作限定，可以通过购买得到，也可以通过自制得到。例如，实施例中深度加氢精制催化剂为中国石油化工科学研究院牌号为RNC-3精制剂，该RNC-3精制剂的载体为Al2O3，活性组分Ni和Mo，其中，以RNC-3精制剂的重量为基准，Al2O3的含量为69.9wt％，Ni和Mo的含量为30.1wt％；或者深度加氢精制催化剂为中国石油化工科学研究院牌号为RCC-3改质剂，该RCC-3改质剂的载体为Al2O3，活性组分Ni和Mo，其中，以RCC-3改质剂的重量为基准，Al2O3的含量为71.4wt％，Ni和Mo的含量为28.6wt％。
本发明第二方面提供一种上述的方法制得的低凝柴油，其中，所述低凝柴油的馏程为200-260℃。
根据本发明，优选地，所述低凝柴油的凝点为-55℃至-74℃。
本发明第三方面提供一种生产上述低凝柴油的装置，该装置包括：依次连通的加氢精制反应器、第一高压分离器、第一低压分离器、第一分馏塔、深度加氢精制反应器、第二高压分离器、第二低压分离器、第二分馏塔，其中，所述加氢精制反应器为带内循环的反应器；
所述加氢精制反应器的内部上方设置液体收集杯，用于收集液体并将所述液体返回所述加氢精制反应器的底部；
所述第一分馏塔的顶部、上部连通于所述深度加氢精制反应器的顶部，用于将第一分馏塔塔顶排出的轻质馏分和第一分馏塔上部排出的中质馏分的混合物进行深度加氢精制。
根据本发明，优选地，该装置还包括：所述第一分馏塔的底部连通煤液化装置或外界，用于将第一分馏塔塔釜的重质馏分作为活性溶剂用于煤液化或外排。采用这种装置，避免重质馏分资源浪费的同时降低了煤液化的生产成本。
根据本发明，优选地，所述加氢精制反应器选自带内循环的沸腾床反应器或带内循环的膨胀床反应器；优选地，所述深度加氢精制反应器为固定床反应器。
下面结合图1，对生产低凝柴油的装置示意图进行具体阐述，该装置包括：依次连通的加氢精制反应器4、第一高压分离器7、第一低压分离器8、第一分馏塔9、深度加氢精制反应器14、第二高压分离器16、第二低压分离器17、第二分馏塔18，其中，所述加氢精制反应器为4带内循环的反应器；所述加氢精制反应器的内部上方设置液体收集杯5，用于收集液体并将所述液体返回所述加氢精制反应器4的底部；所述第一分馏塔9的顶部、上部连通于所述深度加氢精制反应器14的顶部，用于将所述第一分馏塔9的塔顶排出轻质馏分11和所述第一分馏塔9的上部排出中质馏分12的混合物进行深度加氢精制。
根据本发明的具体一种优选方式，该装置还包括：所述第一分馏塔9的底部连通煤液化装置或外界，用于将第一分馏塔塔釜的重质馏分作为煤液化的活性溶剂或外排。
根据本发明的一种具体实施方式，如图1所示(管道忽略不计)，(1)煤直接液化的粗液化油1经泵升压后，与氢气2和循环氢3混合并加热后，一同进入加氢精制反应器4的底部，在加氢处理反应器内部的上部设置液体收集杯5，收集的液体经管道、通过强制循环泵升压后，再进入加氢处理反应器4的底部，加氢处理反应器顶部出来的反应物料进入第一高压分离器7的中部进行气体和液体分离，分离出的气体送第一离心压缩机6升压后送到反应系统循环利用，第一高压分离器底部的液体进入第一低压分离器8的中部继续分离。第一低压分离器8顶部的气体经管道引出，底部的液体进入第一分馏塔9进行分馏，第一分馏塔9顶部的产物经冷却后进入分离罐10，分离罐10顶部气体外排，分离罐10底部的轻质馏分11，与分馏塔9中部引出的中质馏分12混合后，作为深度加氢精制的原料，分馏塔9底部重质馏分13引出送煤炭直接液化装置作为活性溶剂使用；
(2)第一分馏塔9的混合油品经泵升压后，与新氢3和循环氢混合并加热后，一同进入深度加氢精制反应器14的顶部，深度加氢精制反应器底部出来的反应物料进入第二高压分离器16的中部进行气体和液体分离，分离出的气体送第二离心压缩机15升压后送到反应系统循环利用，第二高压分离器16底部的液体进入第二低压分离器17的中部继续分离。第二低压分离器17顶部的气体外排，底部的液体进入第二分馏塔18进行分馏，第二分馏塔18底部液体引出作为低凝柴油。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
实验装置的规模：煤直接液化示范装置的规模为生产108万吨/年，其中，煤液化规模为年处理洗精煤220万吨，加氢精制处理为330万吨/年，深度加氢精制处理为100万吨/年。
加氢精制催化剂购自大连石油化工研究院牌号为FFT-1B。
深度加氢精制催化剂购自中国石油化工科学研究院牌号为RNC-3精制剂/RCC-3改质剂。
Figure BDA0002414451000000111
制备例1
在氢气和加氢裂化催化剂(α-FeOOH)存在下，将煤进行加氢裂化得到粗液化油A1(参数列于表2)，其中，加氢裂化的条件包括：温度为455℃，空速为0.5h-1，压力为19.11MPa，氢分压为12.5MPa。
制备例2
在氢气和加氢裂化催化剂(γ-FeOOH)存在下，将煤进行加氢裂化得到粗液化油A2(参数列于表2)，其中，加氢裂化的条件包括：温度为455℃，空速为0.7h-1，压力为17.11MPa，氢分压为10.7MPa。
表2
Figure BDA0002414451000000121
实施例1
(1)在氢气和加氢精制催化剂FFT-1B存在下，将煤直接液化产生的粗液化油A1进行加氢精制，并将所得物流经过第一高压分离器和第一低压分离器，将分离得到的液体进入第一分馏塔进行分馏，得到轻质馏分和中质馏分，其中，加氢精制在带内循环的沸腾床反应器中进行；加氢精制的条件包括：温度为380℃，空速为1.5h-1，氢分压为11.5MPa，所述内循环的液体与所述粗液化油的体积比为2.7，催化剂床层的膨胀率为30％；
(2)在氢气和深度加氢精制催化剂RNC-3精制剂存在下，将所述轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢精制，并将所得的加氢产物经过第二高压分离器和第二低压分离器，将分离得到的液体进入第二分馏塔进行分馏，得到低凝柴油S1，其中，深度加氢精制在包括2个催化剂床层的固定床反应器中进行，深度加氢精制的条件包括：温度为365℃，空速为0.8h-1，氢分压为13.7MPa；
其中，加氢精制步骤处理得到的轻质馏分和中质馏分的性质分别列于表3和表4，深度加氢精制步骤的原料(混合物)性质列于表5，深度加氢精制步骤处理得到的低凝柴油S1的性质列于表6。
表3
Figure BDA0002414451000000131
Figure BDA0002414451000000141
表4
Figure BDA0002414451000000142
表5
Figure BDA0002414451000000143
Figure BDA0002414451000000151
由表2数据可知，煤直接液化的粗液化油中氧、氮和硫的含量较高；表3-4数据表明，粗液化油经加氢精制步骤后，氧含量、氮含量和硫含量大幅度降低，达到了加氢处理的目的。
实施例2
按照实施例1的方法，不同的是，加氢精制的条件替换为：温度为350℃，空速为2h-1，氢分压为10.5MPa，所述内循环的液体与所述粗液化油的体积比为2.3，催化剂床层的膨胀率为30％，得到低凝柴油S2。
其中，所述低凝柴油S2的参数见表6。
实施例3
按照实施例1的方法，不同的是，深度加氢精制的条件替换为：温度为355℃，空速为1h-1，氢分压为10.5MPa，得到低凝柴油S3。
其中，所述低凝柴油S3的参数见表6。
实施例4
按照实施例1的方法，不同的是，将粗液化油A1替换为粗液化油A2，得到低凝柴油S4。
其中，所述低凝柴油S4的参数见表6。
对比例1
按照实施例的方法，不同的是，加氢精制在不带内循环的固定床反应器中进行，得到柴油的性质见表6。
对比例2
按照实施例的方法，不同的是，采用煤焦油为原料，得到柴油的性质见表6。
表6
Figure BDA0002414451000000161
Figure BDA0002414451000000171
表6
Figure BDA0002414451000000172
Figure BDA0002414451000000181
注：wt％指重量百分数，vt％指体积百分数。
通过表6数据可知，采用本发明的方法制得的低凝柴油具有较小的硫含量和较低的总污染物含量，尤其是低凝柴油的凝点达-60℃。
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 (10)

1.一种低凝柴油的制备方法，该方法包括：
(1)在氢气和加氢精制催化剂存在下，将煤直接液化产生的粗液化油进行加氢精制，并将所得物流经过第一分离、第一分馏，得到轻质馏分、中质馏分和重质馏分；
(2)在氢气和深度加氢精制催化剂存在下，将所述轻质馏分和中质馏分的混合物进行深度加氢精制，并将所得的加氢产物经过第二分离、第二分馏，得到低凝柴油。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述粗液化油在氢气和加氢裂化催化剂存在下，将煤进行加氢裂化而得；
优选地，所述粗液化油为液化轻油和/或液化重油，所述液化轻油的馏程为-100至300℃，所述液化重油的馏程为20-550℃；
优选地，所述加氢裂化的条件包括：温度为300-600℃，优选为350-480℃，空速为0.1-2h-1，优选为0.3-1h-1，压力为6-35MPa，优选为10-20MPa，氢分压为6-30MPa，优选为10-14.5MPa；
优选地，所述加氢裂化催化剂为水溶性铁基催化剂，所述水溶性铁基催化剂优选选自α-FeOOH、γ-FeOOH和无定型羟基氧化铁中的至少一种。
3.根据权利要求1或2所述方法，其中，所述加氢精制在带内循环的反应器中进行；
优选地，所述反应器选自沸腾床反应器或膨胀床反应器；
优选地，所述加氢精制的条件包括：温度为300-480℃，优选为320-400℃，空速为0.2-4h-1，优选为0.4-3.5h-1，氢分压为6-25MPa，优选为8-20MPa，所述内循环的液体与所述粗液化油的体积比为1.5-5：1，优选为2-4：1。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，步骤(1)中，所述轻质馏分的馏程为70-175℃，所述中质馏分的馏程为180-350℃，所述重质馏分的馏程为350-465℃；
优选地，步骤(2)中，所述混合物的馏程为100-340℃。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述深度加氢精制在固定床反应器中进行；
优选地，所述固定床反应器包括2-4个催化剂床层；
优选地，所述深度加氢精制的条件包括：温度为300-500℃，优选为320-440℃，空速为0.2-4.5h-1，优选为0.3-3.8h-1，氢分压为6-25MPa，优选为7-18MPa。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述加氢精制催化剂和深度加氢精制催化剂各自独立地为负载型加氢催化剂，所述负载型加氢催化剂包括载体和活性组分；
优选地，所述载体为耐热无机氧化物，进一步优选为氧化铝和/或氧化硅；
优选地，所述活性组分选自第VIB族金属元素和第VIII族金属元素中的至少一种，进一步优选为W、Mo、Co和Ni中的至少一种。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一分离在第一高压分离器和第一低压分离器中进行，所述第二分离在第二高压分离器和第二低压分离器中进行；
优选地，所述第一分馏在第一分馏塔中进行，所述第二分馏在第二分馏塔中进行。
8.权利要求1-7中任意一项所述的方法制得的低凝柴油，其中，所述低凝柴油的馏程为200-260℃；
优选地，所述低凝柴油的凝点为-55℃至-74℃。
9.一种生产低凝柴油的装置，该装置包括：依次连通的加氢精制反应器、第一高压分离器、第一低压分离器、第一分馏塔、深度加氢精制反应器、第二高压分离器、第二低压分离器、第二分馏塔，其中，所述加氢精制反应器为带内循环的反应器；
所述加氢精制反应器的内部上方设置液体收集杯，用于收集液体并将所述液体返回所述加氢精制反应器的底部；
所述第一分馏塔的顶部、上部连通于所述深度加氢精制反应器的顶部，用于将第一分馏塔塔顶排出的轻质馏分和第一分馏塔上部排出的中质馏分的混合物进行深度加氢精制。
10.根据权利要求9所述的装置，其中，该装置还包括：所述第一分馏塔的底部连通煤液化装置或外界，用于将第一分馏塔塔釜的重质馏分作为煤液化的活性溶剂或外排；
优选地，所述加氢精制反应器选自带内循环的沸腾床反应器或带内循环的膨胀床反应器；
优选地，所述深度加氢精制反应器为固定床反应器。
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Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101892078A (zh) * 2010-06-24 2010-11-24 神华集团有限责任公司 一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法、产品及其应用
CN102304387A (zh) * 2011-08-04 2012-01-04 神华集团有限责任公司 一种煤基高密度喷气燃料的生产方法
CN102533331A (zh) * 2011-11-29 2012-07-04 神华集团有限责任公司 一种煤直接液化油的加工方法
CN103706380A (zh) * 2012-09-29 2014-04-09 任相坤 煤液化催化剂及其使用该催化剂的煤液化方法
CN106732606A (zh) * 2016-12-27 2017-05-31 陕西师范大学 一种煤油共液化铁基催化剂
CN109536195A (zh) * 2018-11-30 2019-03-29 北京三聚环保新材料股份有限公司 一种生物质和煤的转化工艺

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101892078A (zh) * 2010-06-24 2010-11-24 神华集团有限责任公司 一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法、产品及其应用
CN102051224A (zh) * 2010-06-24 2011-05-11 神华集团有限责任公司 一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法、产品及其应用
CN102304387A (zh) * 2011-08-04 2012-01-04 神华集团有限责任公司 一种煤基高密度喷气燃料的生产方法
CN102533331A (zh) * 2011-11-29 2012-07-04 神华集团有限责任公司 一种煤直接液化油的加工方法
CN103706380A (zh) * 2012-09-29 2014-04-09 任相坤 煤液化催化剂及其使用该催化剂的煤液化方法
CN106732606A (zh) * 2016-12-27 2017-05-31 陕西师范大学 一种煤油共液化铁基催化剂
CN109536195A (zh) * 2018-11-30 2019-03-29 北京三聚环保新材料股份有限公司 一种生物质和煤的转化工艺

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