CN1224678C - 一种生产喷气燃料的方法 - Google Patents

Abstract

一种生产喷气燃料的方法，重质原料先经加氢裂化后，分离加氢裂化反应生成物得到中间馏分油，该中间馏分油与轻质原料经加氢处理，分离加氢处理反应的反应生成物得到目的产物喷气燃料，新鲜氢气可补充到加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区。本发明可在相对较低的反应压力下，生产烟点、芳烃含量等指标均合格的喷气燃料，并扩大了生产喷气燃料的原料来源。

Description

一种生产喷气燃料的方法

                        技术领域

本发明涉及一种在存在氢的情况下为获得低沸点馏分裂解烃油和精制烃油的方法，更具体地说，是一种生产喷气燃料的加氢裂化和加氢处理组合方法。

                        背景技术

自上世纪九十年代以来，随着交通运输能力的增长、农业机械化程度的提高和车辆的柴油机化，油品市场的需求结构发生了变化。一方面是随着交通运输业的迅猛发展，发动机燃料的需求日益增加；另一方面是车用汽油略有下降，喷气燃料和车用柴油等中间馏分增加。而原油重质化和劣质化的趋势使各国必须采取深度加工技术才能获得足够的中间馏分。虽然催化裂化和焦化都属于深加工技术，但因其中间馏分产物质量较差，故其产品需进一步加氢，才能作为最终商业产品投放到市场。同时，随着世界范围环保意识的提高，许多国家对发动机燃料油质量提出了很高的要求，也是导致加氢技术在近二十年得到了突飞猛进的发展的原因。

加氢裂化技术，由于能够加工较重质原料，且其液收高、产品性质优良、产品方案及装置操作灵活，一直是重油轻质化的有效手段之一。随着世界范围环保要求的更加严格以及原油的重质化和劣质化，加氢裂化技术作为生产清洁燃料的有效手段，更是受到人们的青睐，但传统的高压加氢裂化技术，由于压力高，设备投资大、操作费用高，使其工业应用受到一定的限制。因此，80年代以来国内外一些石油公司和研究单位致力于开发中压下的加氢裂化技术。在中压条件下操作，可大大地降低装置投资和操作费用，相对于高压加氢裂化，其投资和操作费用可降低30％左右。但中压下操作带来的问题是，中间馏分产品质量相对于高压操作略差，主要是煤油馏分芳烃含量高、烟点低，如将此煤油馏分作为喷气燃料，则需进一步加氢处理，或者通过与其它产品调和。尽管中压加氢裂化技术在近十年发展非常迅速，但还不能完全取代高压加氢裂化技术。其中一个主要原因是，为了生产合格的喷气燃料，对于重质、劣质进料，必须降低液时空速和提高转化深度，降低空速从经济上考虑是得不偿失的；过分提高转化率又会造成催化剂积炭过快，缩短催化剂操作周期。因此，中压加氢裂化进料必须进行比高压加氢裂化更严格的限制。中压加氢裂化装置进料的限制，也就限制了中压加氢裂化装置进料的灵活性，这在一定程度上也就限制了其在一些炼油厂的应用。因此如何解决中压加氢裂化生产喷气燃料与其进料之间的矛盾是关系到中压加氢裂化是否能广泛工业应用的关键问题。目前全球工业化中压加氢裂化装置不超过十套，如果能够解决了上面的矛盾，其工业应用潜力将是巨大的。

加氢领域中另一主要生产环境友好产品的技术为馏分油加氢处理(包括加氢精制和加氢改质)。通过加氢处理，可脱除馏分油中硫、氮等杂质，芳烃饱和，大大改善产品质量，满足各国日益严格的产品规格要求。目前，通过加氢精制方法生产喷气燃料仍主要限于直馏煤油馏分脱硫醇技术，但众所周知，直馏煤油馏分随馏程变重，芳烃含量增加，烟点降低。因此直馏煤油馏分生产喷气燃料在一定程度上受到馏程的限制，从而减少了喷气燃料的产量。加氢裂化工艺和加氢处理工艺都已经过了几十年的发展，可以说现在两种加氢技术都是相当成熟的工业技术，目前有待进一步开发的内容，主要为催化剂的进一步改进，工艺的进一步完善。目前许多炼油厂加氢裂化装置和加氢处理装置基本都处于各自独立运行，彼此不能达到缺点互补，优势发挥。

目前国内外一些石油公司和研究单位已经将注意力转移到两种工艺的有效结合。加氢裂化工艺与加氢处理工艺组合技术已有一些专利报道，如：USP5,026,472公开了一种加氢裂化与产品馏分油再加氢处理联合生产优质喷气燃料的技术。其工艺流程为：裂化反应器流出物经热高压分离得到的煤油馏分在加氢处理反应器中再加氢处理，两个反应区的系统压力相同，加氢处理反应器流出物与加氢裂化反应器的重馏分油混合进入分馏塔。但加氢处理所用催化剂为贵金属催化剂，并只对煤油馏分进行再加氢处理，生产喷气燃料的原料来源受到一定的限制。

USP4,172,815公开了同时生产喷气燃料和柴油的单段循环加氢裂化方法，原料的初馏点大于500°F(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°F(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、喷气燃料馏分、柴油馏分和尾油，喷气燃料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喷气燃料和柴油的目的。但在该方法中煤油馏分再加氢裂化，存在煤油馏分重复加工问题，且会降低其产率，增加气体产率。

USP5,885,440公开了一种加氢裂化反应器流出物后处理方法，加氢裂化反应器流出物与系统中其它物流进行间接换热后，直接进入另一独立的装填有加氢处理催化剂的反应器，脱除反应过程中生成的硫醇硫，改善产品性质。后处理工艺条件为：温度500～575°F(约260℃～302℃)，LHSV在10～20hr^-1之间。加氢裂化流出物后精制的传统路线一般在裂化反应器底部直接进行，但后精制最佳工艺条件一般与裂化工艺条件不同，在裂化反应器底部床层直接后精制效果较差。该方法虽然解决了后精制效果差的问题，但同时增加投资和操作费用。

USP5,447,621公开了一种加氢裂化与中间馏分油改质的组合方法，该方法包括：原料经传统的加氢裂化后，对液相反应流出物分馏，所得中间馏分循环到一个加氢处理反应器进行芳烃饱和或催化脱蜡，改质后的产品进入分馏塔侧线汽提塔。该方法中加氢裂化和加氢处理两个工艺反应压力也是不同的，芳烃饱和或催化脱蜡在相对较低的反应压力下进行，而加氢裂化在相对较高的反应压力下进行。该方法的一个特点为芳烃饱和或催化脱蜡反应的氢气为一次通过的新氢，而脱蜡反应区回收的氢气作为加氢裂化反应的补充氢气的一部分；另一特点为改质产品汽提与裂化产品分馏组合，减少装置投资，并有效利用系统中过剩热量。但加氢裂化和加氢改质操作单元不能独立运行。加氢改质单元的原料为加氢裂化单元分馏的中间馏分油，而没有装置外原料油。因此煤油部分加氢需单独建立加氢装置。加氢改质单元新氢一次通过，将反应流出物经高压分离所得的氢气再压缩，作为加氢裂化单元的氢气消耗。另外加氢裂化单元还需另外补充新氢以供氢气消耗。

                            发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种生产喷气燃料的加氢裂化和加氢处理组合方法。

本发明提供的方法包括：

重质原料先经加氢裂化后，分离加氢裂化反应生成物得到中间馏分油，该中间馏分油与轻质原料经加氢处理，分离加氢处理反应的反应生成物得到目的产物喷气燃料，新鲜氢气可补充到加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区。

本发明可在相对较低的反应压力下，生产烟点、芳烃含量等指标均合格的喷气燃料，并扩大了生产喷气燃料的原料来源。

                        附图说明

附图1是本发明提供的生产喷气燃料的方法原则流程示意图，其中新鲜氢气补充至加氢处理反应区。

附图2是本发明提供的生产喷气燃料的方法原则流程示意图，其中新鲜氢气补充至加氢裂化反应区。

                      具体实施方式

本发明提供的方法是这样具体实施的：

重质原料与氢气进入加氢裂化反应区，依次与该区内的加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂接触。通过加氢精制催化剂时，主要发生加氢脱硫、加氢脱氮和芳烃饱和反应；通过加氢裂化催化剂时，主要发生加氢裂化反应。加氢裂化区的条件为：氢分压5.0～12.0MPa最好6.5～10.0MPa，平均反应温度为320～440℃最好350～400℃，总液时空速LHSV为0.1～3.0hr^-1最好0.2～1.5hr^-1，氢油比400～1200Nm³/m³最好600～1000Nm³/m³。

加氢裂化的反应生成物经高压分离器分离富氢气流和液体物流，该液体物流再经分馏得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油，其中煤油馏分与轻质原料进入加氢处理反应区。加氢处理区的条件为：氢分压2.0～8.0MPa最好3.2～6.5MPa，平均反应温度为260～380℃最好300～360℃，原料液时空速LHSV为0.5～10.0hr^-1最好0.7～4.0hr^-1，氢油比100～1000Nm³/m³最好250～600Nm³/m³。加氢处理的反应生成物进入另一分馏系统。

加氢裂化反应区或加氢处理反应区的富氢气流可返回至加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区；新鲜氢气可补充到加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区。

加氢裂化区所用的重质原料可以是通常的加氢裂化所适用的各种原料，选自常压瓦斯油(AGO)、减压瓦斯油(VGO)、焦化瓦斯油(CGO)、脱沥青油(DAO)或其混合物。该重质原料的馏程：10％馏出点不小于320℃，95％馏出点不大于540℃；氮含量可高达3000ppm；硫含量＜4.0wt％；芳烃含量＜50wt％。为了保证催化剂第一次再生前运转周期2年，总催化剂使用寿命6年，原料油的氮含量最好控制在≯2000ppm，硫含量最好控制在0.15～3.0wt％，干点≯560℃。

加氢裂化所得的重石脑油馏分可作为催化重整装置进料。本发明通过中压加氢裂化所得的重石脑油馏分与高压加氢裂化所得的重石脑油馏分相比，前者的芳烃潜含量高，作为优质的催化重整原料。因此在重石脑油硫含量在能够满足催化重整装置进料的前提下，中压加氢裂化技术重石脑油作为催化重整装置进料要优于高压加氢裂化重石脑油。

加氢处理区所用的轻质原料为直馏煤油馏分。该轻质原料的馏程：初馏点≮135℃，干点≯290℃，大于230℃馏分≯55v％，最好≯30v％；硫含量≯1.0wt％，最好≯0.5wt％；芳烃含量≯40wt％，最好≯30wt％。

加氢裂化区经分馏塔分馏的煤油馏分与加氢处理区原料直馏煤油馏分的质量混合比例可以是10∶90到90∶10的任何比例，但由于混合比例的不同，加氢处理工艺条件相差较大。

加氢裂化区中使用两种催化剂，分别为加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂。加氢精制催化剂为负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，该催化剂具有高的脱硫、脱氮活性；加氢裂化催化剂为负载在Y型分子筛上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，该催化剂具有高裂化活性和很好的中间馏分油选择性。

加氢处理区中的加氢处理催化剂为一种提高催化裂化柴油十六烷值的加氢处理催化剂，由于该催化剂具有很好的芳烃饱和与开环裂化性能，所以其用于加氢处理煤油馏分提高煤油烟点和改善氧化安定性也是非常有效的。该催化剂为负载在USY分子筛上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂。本催化剂结构合理、活性高、制作成本低，具有好的脱硫、脱氮活性和芳烃饱和性能。

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。为简化图形，图中省略了许多设备和附属设施，如加热炉、泵、再沸器、换热器等。

附图1是本发明提供的生产喷气燃料的方法原则流程示意图，其中新鲜氢气补充至加氢处理反应区。

图1的工艺流程如下：

加氢裂化原料经管线1与分别来自管线8、25的加氢裂化区循环氢气、从加氢处理反应区来的补充氢气混合后，经管线29进入加氢裂化反应器2。加氢裂化反应器2仅为示意表示加氢裂化工艺中的反应器或反应器组合。混合物料通过加氢裂化反应器中催化剂床层，发生加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃饱和、加氢裂化等反应。加氢裂化反应器2的反应生成物经管线3进入高压分离器4，高压分离器温度控制在40～100℃之间，反应生成物在高压分离器中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，主要为氢气，同时包括部分硫化氢、氨和由于裂化产生的轻烃类，富氢物流经管线6进入循环氢压缩机7压缩后，经管线8与来自管线25的补充氢气混合后，经管线29循环回裂化反应器2。另一股物流包括加氢裂化后的轻烃类和未裂化的重烃类，经管线5进入分馏塔系统9，分馏出的轻石脑油馏分、重石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、未转化尾油，其中轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分、未转化尾油分别经管线10、11、13、14引出装置，煤油馏分12与分别来自管线27、26、22的加氢处理原料、新鲜氢气、循环氢气混合后，经管线28进入加氢处理反应器15。在反应器15中，发生加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃饱和等反应。加氢处理反应器生成物经管线16进入高压分离器17，高压分离器温度控制在40～100℃之间。反应生成物在高压分离器中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，主要为氢气，同时包括部分硫化氢、氨；另一股为加氢处理后产品喷气燃料。富氢物流经管线19进入循环氢压缩机20压缩后，进入管线21，然后分成两股富氢物流，一股经管线22与来自管线26的新氢混合后，再与加氢处理反应器混合原料混合后，经管线28进入加氢处理反应器15；另一股经管线23进入循环氢压缩机24压缩后，经管线25补充到加氢裂化反应区。

附图2是本发明提供的生产喷气燃料的方法原则流程示意图，其中新鲜氢气补充至加氢裂化反应区。

图2的工艺流程如下：

加氢裂化原料经管线1与来自管线26的新鲜氢气混合后，经管线29进入加氢裂化反应器2，混合物料通过加氢裂化反应器中催化剂床层，发生加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃饱和、加氢裂化等反应。加氢裂化反应器2的反应生成物经管线3进入高压分离器4，高压分离器温度控制在40～100℃之间，反应生成物在高压分离器中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，主要为氢气，同时包括部分硫化氢、氨和由于裂化产生的轻烃类，富氢物流经管线6分为两部分，其中一部分进入循环氢压缩机7压缩后，经管线8与来自管线26的新鲜氢气混合后，经管线29循环回裂化反应器2；另一部分依次经管线25、28进入加氢处理反应器15。另一股物流包括加氢裂化后的轻烃类和未裂化的重烃类，经管线5进入分馏塔系统9，分馏出的轻石脑油馏分、重石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、未转化尾油，其中轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分、未转化尾油分别经管线10、11、13、14引出装置，煤油馏分经管线12与分别来自管线27、25、21的加氢处理原料、从加氢裂化区来的补充氢气、循环氢气混合后，经管线28进入加氢处理反应器15。在反应器15中，发生加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃饱和等反应。加氢处理反应器生成物经管线16进入高压分离器17，高压分离器温度控制在40～100℃之间。反应生成物在高压分离器中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，主要为氢气，同时包括部分硫化氢、氨；另一股为加氢处理后产品喷气燃料。富氢物流经管线19进入循环氢压缩机20压缩后，进入管线21，然后分成两股富氢物流，一股经管线22与来自管线26的新氢混合后，再与加氢处理反应器混合原料混合后，经管线28进入加氢处理反应器15；另一股经管线23进入循环氢压缩机24压缩后，经管线25补充到加氢裂化反应区。

附图1、2中的符号说明如下：

2为加氢裂化反应器，15为加氢处理反应器，9为分馏塔，4、17均为高压分离器，7、20、24均为压缩机，其余编号均为管线。

本发明提供的方法优点在于：

1、在相对较低的反应压力下，加氢裂化得到的煤油馏分芳烃含量高、烟点低。该煤油馏分在与加氢开环性能好的加氢处理催化剂接触后，在相对较低的氢分压下再加氢处理，实现芳烃的饱和，提高烟点，改善氧化安定性，可生产优质喷气燃料。

2、一般情况下，高压加氢裂化工艺柴油馏分芳烃含量低、硫含量低，对于目前柴油标准则显过剩，而中压下柴油产品不仅可满足柴油现行规格，而且也可以满足将来柴油规格标准，为优质低硫、高十六烷值柴油，或作为低凝柴油调和组分。因此，本发明不仅在中压下可以生产喷气燃料，而且同时也能生产优质柴油。

3、作为加氢处理原料的煤油馏分馏程可拓宽，一般沸点范围为1 35℃～280℃的直馏煤油馏分都可以作为本发明的原料，相对于一般的煤油加氢精制生产喷气燃料馏分范围宽，因而扩大了喷气燃料的原料来源。

4、通过加氢裂化和加氢处理工艺的结合，可减少许多设备和公用工程投资，减少一定的操作费用，并且可综合利用两套装置热量，降低能耗。实现加氢装置的优化组合，有利于炼油厂对加氢装置的综合管理。

5、在实现如上所述的生产合格喷气燃料，生产满足柴油规格的优质柴油，及高芳烃潜含量的催化重整进料的前提下，本发明的中压加氢裂化技术设备投资和操作费用相对于高压加氢裂化技术低。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。

在各实施例中，加氢裂化区中的加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂牌号分别为，加氢处理区中的加氢处理催化剂牌号为RIC-1，这三种催化剂均由中国石油化工股份有限公司长岭炼油化工总厂催化剂厂生产。

                    实施例1

减压瓦斯油A与氢气进入加氢裂化反应器，依次经过催化剂RN-2和RT-5，在氢分压10.0MPa、温度375/372℃(精制/裂化)、空速1.0/1.0hr^-1(精制/裂化)、氢油比800Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、未转化尾油，其中煤油馏分与直馏煤油馏分A按质量百分比为50∶50混合后，与氢气一起进入加氢处理反应器，与催化剂RIC-1接触，在氢分压6.0MPa、温度345℃、空速1.5hr^-1、氢油比500Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到喷气燃料馏分。减压瓦斯油A和直馏煤油A原料的性质分别列于表1和表2，表3为产品性质。从表3可以看出，喷气燃料的烟点为25mm，同时柴油的十六烷指数高726.84，重石脑油的芳烃潜含量为63.6m％。

                    实施例2

减压瓦斯油B与氢气进入加氢裂化反应器，依次经过催化剂RN-2和R T-5，在氢分压8.0MPa、温度370/375℃(精制/裂化)、空速1.5/1.8hr^-1(精制/裂化)、氢油比700Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、未转化尾油，其中煤油馏分与直馏煤油馏分B按质量百分比为70∶30混合后，与氢气一起进入加氢处理反应器，与催化剂RIC-1接触，在氢分压4.0MPa、温度335℃、空速3.0hr^-1、氢油比400Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到喷气燃料馏分。减压瓦斯油B和直馏煤油B原料的性质分别列于表4和表5，表6为产品性质。从表6可以看出，喷气燃料的烟点为32mm，同时柴油的十六烷指数高达76.9，重石脑油的芳烃潜含量为42.0m％。

                    实施例3

减压瓦斯油C与氢气进入加氢裂化反应器，依次经过催化剂RN-2和R T-5，在氢分压8.0MPa、温度370/375℃(精制/裂化)、空速1.5/1.8hr^-1(精制/裂化)、氢油比700Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分、未转化尾油，其中煤油馏分与直馏煤油馏分C按质量百分比为70∶30混合后，与氢气一起进入加氢处理反应器，与催化剂RIC-1接触，在氢分压4.0MPa、温度335℃、空速3.0hr^-1、氢油比400Nm³/m³的条件下反应，分离反应流出物得到喷气燃料馏分。减压瓦斯油C和直馏煤油C原料的性质分别列于表7和表8，表9为产品性质。从表9可以看出，喷气燃料的烟点为28mm，同时柴油的十六烷指数高达52.2，重石脑油的芳烃潜含量为57.1m％。

            表1

密度(20℃)，g/cm3	0.9235
		折光(70℃)	1.5174
硫，m％	3.10
		氮，ppm	898
粘度(50℃)，mm2/s	12.69
		粘度(100℃)，mm2/s	7.485
凝点，℃	31
		苯胺点，℃	77.5
残炭，m％	0.23
		族组成，m％
饱和烃	56
		芳烃	39.8
胶质	3
		沥青质	1.2
馏程(D1160)，℃
		初馏点/5％	305/359
10％/20％	379/402
		30％/40％	421/431
50％/60％	446/458
		70％/80％	470/485
90％/95％	508/528

                表2

密度(20℃)，g/cm3	0.8060
		硫，ppm	2100
硫醇硫，ppm	150
		苯胺点，℃	59.0
芳烃，v％	22.2
		烟点，mm	21
馏程(D86)，℃
		IBP/5％	150/161
10％/20％	167/175
		30％/50％	185/201
70％/80％	215/224
		90％/FBP	233/258

                                            表3

产品名称	轻石脑油	重石脑油	喷气燃料	柴油	尾油
						密度(20℃)，g/cm3	0.6506	0.7501	0.8053	0.8389	0.8408
折光(20℃)	1.3692	1.4179	1.4440	1.4679
						折光(70℃)	-				1.4507
碳，m％	84.88				85.42
						氢，m％	15.12				14.15
硫，ppm	3.5	2.8	50	8.3	25
						硫醇硫，ppm			2
氮，ppm	＜0.5	＜0.5	4.0	1.2	＜5
						凝点，℃				-22	+42
酸度，mgKOH/g				1.4	＜0.01
						粘度(20℃)mm2/s			1.816	7.683
粘度(50℃)，mm2/s					17.04
						粘度(100℃)，mm2/s					5.048
苯胺点，℃			62.4	77.6	＞105
						碱氮，ppm					7.4
残炭，m％					＜0.02
						烟点，mm			25
冰点，℃			＜-47
						芳烃，m％			14.0	25.0
馏程(D86)，℃					D-1160
						IBP/5％	33/35	88/92	130/145	234/268	284/383
10％/20％	36/38	96/102	160/170	275/283	397/406
						30％/40％	43/-	106/-	180/-	289/-	417/426
50％/60％	54/-	112/-	192/-	300/-	440/449
						70％/80％	65/67	121/125	205/211	315/321	461/474
90％/95％	73/-	131/-	223/-	329/-	494/512
						FBP	110	151	250	345
芳烃潜含量，m％		63.60
						十六烷指数				62.8
BMCI值					11.72
						K值					12.86

              表4

密度(20℃)，g/cm3	0.8574
		折光(70℃)	1.4635
硫，m％	835
		氮，ppm	572
粘度(50℃)，mm2/s	14.67
		粘度(100℃)，mm2/s	4.452
凝点，℃	44
		苯胺点，℃	103.8
残炭，m％	0.04
		馏程(D1160)，℃
初馏点/5％	227/336
		10％/20％	363/385
30％/40％	403/416
		50％/60％	432/441
70％/80％	458/474
		90％/95％	498/521

                表5

密度(20℃)，g/cm3	0.7815
		硫，ppm	690
硫醇硫，ppm	25
		苯胺点，℃	65
芳烃，v％	9
		烟点，mm	30
馏程(D86)，℃
		IBP/5％	140/155
10％/20％	164/175
		30％/50％	188/215
70％/80％	225/233
		90％/FBP	243/265

                                                 表6

产品名称	轻石脑油	重石脑油	喷气燃料	柴油	尾油
						密度(20℃)，g/cm3	0.6547	0.7263	0.7801	0.7950	0.8147
折光(20℃)	1.3799	1.4052	1.4341	1.4450
						折光(70℃)					1.4388
碳，m％	83.89				84.94
						氢，m％	16.11				14.58
硫，ppm	＜0.5	＜0.5	6.8	4.0	15.2
						氮，ppm	＜0.5	＜0.5	1.1	1.1	4.0
凝点，℃				-6	35
						粘度(20℃)mm2/s			1.478
粘度(50℃)，mm2/s					8.351
						粘度(100℃)，mm2/s					3.068
苯胺点，℃			66.4	91.6
						烟点，mm			32
冰点，℃			＜-47
						芳烃，m％			7.0	4.5
馏程(D86)，℃					D-1160
						IBP/5％	18/20	72/85	135/146	235/245	245/331
10％/20％	24/31	89/93	159/169	250/259	343/358
						30％/40％	39/-	98/-	178/-	268/-	367/375
50％/60％	58/-	108/-	192/-	282/-	387/397
						70％/80％	70/75	115/125	205/215	301/310	413/426
90％/95％	83/-	137/-	230/-	329/-	453/486
						FBP	111	150	260	364
芳烃潜含量，m％		42.0
						十六烷指数				76.9
BMCI值					4.93
						K值					12.93

               表7

密度(20℃)，g/cm3	0.9118
		折光(70℃)	1.4930
硫，m％	2.5
		氮，ppm	1100
粘度(50℃)，mm2/s	28.37
		粘度(100℃)，mm2/s	6.321
凝点，℃	35
		苯胺点，℃	80.8
族组成，m％
		饱和烃	49.4
芳烃	48.6
		胶质	2.0
馏程(D1160)，℃
		初馏点/5％	226/339
10％/20％	368/394
		30％/40％	416/430
50％/60％	448/460
		70％/80％	473/490
90％/95％	511/527

              表8

密度(20℃)，g/cm3	0.7953
		硫，ppm	1600
硫醇硫，ppm	85
		芳烃，v％	18.4
烟点，mm	20
		馏程(D86)，℃
IBP/5％	158/165
		10％/20％	171/180
30％/50％	190/210
		70％/80％	225/237
90％/FBP	236/255

                                          表9

产品名称	轻石脑油	重石脑油	喷气燃料	柴油	尾油
						密度(20℃)，g/cm3	0.6529	0.7467	0.8003	0.8174	0.8312
折光(20℃)	1.3739	1.4169	1.4438	1.4539
						折光(70℃)					1.4442
碳，m％	84.10				85.64
						氢，m％	15.90				14.36
硫，ppm	＜0.5	＜0.5	7.6	21	11.7
						氮，ppm	＜0.5	＜0.5	＜0.5	0.7	3
凝点，℃				-16	36
						粘度(20℃)mm2/s			1.816
粘度(50℃)，mm2/s					13.14
						粘度(100℃)，mm2/s					4.158
苯胺点，℃			62.4	81
						烟点，mm			28
冰点，℃			＜-50
						芳烃，m％			6.9	12.5
馏程(D86)，℃					D-1160
						IBP/5％	30/35	78/88	134/155	208/218	338/355
10％/20％	40/45	94/101	171/177	228/241	371/384
						30％/40％	49/-	107/-	183/-	251/-	399/410
50％/60％	58/-	117/-	192/-	270/-	427/443
						70％/80％	68/74	133/143	205/213	293/305	459/476
90％/95％	80/--	150/--	223/--	325/--	499/520
						FBP	100	165	250	360
芳烃潜含量，m％		57.1
						十六烷指数				52.2
BMCI值					10.81
						K值					12.86

Claims (7)

1、一种生产喷气燃料的方法，其特征在于重质原料先经加氢裂化后，分离加氢裂化反应生成物得到煤油馏分，该煤油馏分与轻质原料经加氢处理，所述的轻质原料为直馏煤油馏分，分离加氢处理反应的反应生成物得到目的产物喷气燃料，新鲜氢气可补充到加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的重质原料选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油中的一种或几种。

3、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢裂化区所得的煤油馏分与加氢处理区原料直馏煤油馏分的质量比是10∶90～90∶10。

4、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢裂化区的条件为：氢分压5.0～12.0MPa，平均反应温度为320～440℃，总液时空速LHSV为0.1～3.0hr^-1，氢油比400～1200Nm³/m³。

5、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢处理区的条件为：氢分压2.0～8.0MPa，平均反应温度为260～380℃，原料液时空速LHSV为0.5～10.0hr^-1，氢油比100～1000Nm³/m³。

6、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢裂化区中添加加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂，其中加氢精制催化剂为负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，加氢裂化催化剂为负载在Y型分子筛上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂。

7、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢处理区中的加氢处理催化剂为负载在USY分子筛上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂。