CN1343758A

CN1343758A - 一种生产喷气燃料和/或柴油、尾油的方法

Info

Publication number: CN1343758A
Application number: CN 00124806
Authority: CN
Inventors: 石玉林; 张晓辉; 熊震霖; 胡志海; 王子文; 陈水银
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2000-09-15
Filing date: 2000-09-15
Publication date: 2002-04-10
Anticipated expiration: 2020-09-15
Also published as: CN1132913C

Abstract

一种生产喷气燃料和/或柴油、尾油的方法,原料和氢气进入加氢处理反应器,生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起经气液分离,所得的液体物流经分馏得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料和/或柴油、循环油和尾油,全部的循环油和任选的部分喷气燃料分别返回至加氢裂化反应器和加氢处理反应器,回收的氢气循环使用。该方法可随发动机燃料供需情况和市场价格,灵活改变装置操作和产品分布,达到最大经济效益。

Description

一种生产喷气燃料和/或柴油、尾油的方法

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，是一种同时生产喷气燃料和/或柴油、尾油的加氢处理和加氢裂化组合方法。

由于加氢裂化方法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，加氢裂化作为生产清洁燃料的有效手段，越来越受到人们的青睐。但传统的高压加氢裂化技术，由于压力高、投资大、操作费用高，使其工业应用受到一定的限制。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，同时能最大量生产较优质的中间馏分油，适应当前油品市场柴汽比高的要求。

USP4,172,815公开了一种同时生产喷气燃料和柴油的方法，原料油经过选择性加氢裂化后，分馏反应流出物得到喷气燃料馏分、柴油馏分和重循环馏分，其中喷气燃料馏分全部或部分与重循环馏分混合，返回裂化反应器。原料油的初馏点大于260℃(500°F)，反应温度低于482℃(900°F)，压力为6.9～27.6MPa(1000～4000psig)。该方法虽然能获得烟点合格的喷气燃料，但操作压力很高。

USP5,026,472中公开了一种加氢裂化与产品馏分油加氢精制联合生产喷气燃料的方法，从裂化反应器出来的产品通过两次热高压分离器分离后，得到的中间馏分在精制反应器中再加氢精制，其中所用催化剂为贵金属催化剂；从精制反应器出来的产品与来自裂化反应器的重馏分油混合后进入分馏塔。该方法的特点在于只对中间馏分进行精制，达到生产喷气燃料的目的，但必须增加一个精制反应器。

USP5,000,839公开了一种生产高密度喷气燃料的加氢裂化方法，该方法为精制段和裂化段串联，两段中间分离部分有汽提器，其中精制段为常规的加氢精制，裂化段采用含铂或钯贵金属和沸石的催化剂。分馏得到的尾油全循环或部分循环到裂化段。该方法不仅可以生产喷气燃料和低硫低芳柴油，而且在适当改变汽提器的操作条件的情况下，还可以得到环烷烃为70重％的石脑油。

USP4,197,184公开了一种重质原料加氢精制和加氢裂化的方法，原料进入精制反应器，精制后的产品与裂化反应器出来的产品混合进入分离系统，得到不同产品，分离出来的塔底尾油全部循环至加氢裂化反应器进行裂化。

本发明的目的是在现有技术基础上提供一种在中压下同时生产喷气燃料和/或柴油、优质尾油的加氢处理和加氢裂化组合方法。

本发明提供的方法是：原料和氢气进入加氢处理反应器，在加氢精制催化剂的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起经气液分离，所得的液体物流经分馏得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料和/或柴油、循环油和尾油，全部的循环油返回至加氢裂化反应器，任选的部分喷气燃料返回至加氢处理反应器，在加氢裂化催化剂的存在下反应，回收的氢气循环使用。

当该方法用于生产喷气燃料时，一般将循环油全部循环至加氢裂化反应器，喷气燃料部分循环至加氢处理反应器，其目的是进一步改善喷气燃料的性质；当该方法不用于生产喷气燃料而仅生产柴油等其它产品时，则仅将循环油全部循环至加氢裂化反应器。

所述的原料为减压瓦斯油(VGO)或VGO与常压瓦斯油(AGO)、催化裂化轻循环油(LCO)、脱沥青油(DAO)、焦化瓦斯油(CGO)之中一种或一种以上的混合物，原料的初馏点不小于180℃，终馏点不大于670℃，原料中硫含量不大于5.0重％，氮含量不大于1.0重％。

加氢处理和加氢裂化的条件为：氢分压4.0～15.0MPa，温度280～450℃，液时空速0.1～20h^-1，氢油比300～2000Nm³/m³。

加氢精制催化剂可以是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB或VIII族非贵金属催化剂，优选的加氢精制催化剂的组成为：1～5重％氧化镍、12～35重％氧化钨、1～9重％氟及余量氧化铝。当原料杂质含量高时，需在其顶部装入适量保护剂，该保护剂由1.0～5.0重％氧化镍、5.5～10.0重％氧化钼和余量的具有双孔分布的γ-氧化铝载体组成。该保护剂与加氢精制催化剂的体积比为0.03～0.3∶1。

加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB或VIII族非贵金属催化剂，优选的加氢裂化催化剂组成为：氧化镍2.5～6.0重％，优选2.6～5.0重％；氧化钨10～38重％，优选19～25重％；氟0.5～5.0重％，优选1.0～4.0重％；其余为载体。为避免循环到加氢裂化反应器原料中氮含量过高而造成加氢裂化催化剂的活性损失，在加氢裂化催化剂顶部可以装填适量加氢精制催化剂，该加氢精制催化剂与加氢裂化催化剂的体积比为0.01～1∶1。

所述的轻石脑油可作为优质的制氢原料，重石脑油可作为高芳烃潜含量的催化重整原料。

下面以三种实施方式具体说明本发明提供的方法，但本发明提供的方法并不局限于这三种实施方式。

实施方式之一：同时生产喷气燃料、柴油和优质尾油。

以VGO或掺AGO的VGO为原料时，适于同时生产喷气燃料、优质柴油和优质尾油。

该实施方式的操作条件为：氢分压为5.0～12.0MPa，最好为6.0～10.0MPa；反应温度为300～430℃，最好为350～400℃；液时空速(LHSV)为0.2～20h^-1，最好为0.3～5.0h^-1，氢油比为300～1500Nm³/m³，最好为600～1000Nm³/m³。

从分馏塔得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料、柴油馏分、循环油和尾油，各馏分的沸点范围依次为：轻石脑油C5～65℃、重石脑油65～135℃、喷气燃料135～280℃、柴油馏分280～360℃、循环油和尾油馏分的切割点根据喷气燃料的质量进行调节，切割点范围一般在480～520℃，当原料中芳烃含量高时，一般切割点温度低；反之，当原料中芳烃含量低时，一般切割点温度高。

循环油全部循环回加氢裂化反应器。喷气燃料部分循环回加氢处理反应器，其目的是进一步改善喷气燃料的性质，如芳烃饱和，提高烟点，改善其安定性。

实施方式之二：同时生产喷气燃料和优质尾油。

以VGO或掺AGO的VGO为原料时，也可以适于最大量生产喷气燃料同时生产优质尾油。

从分馏塔得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料、循环油和尾油，各馏分的沸点范围依次为：轻石脑油C₅～65℃、重石脑油65～135℃、喷气燃料135～280℃、循环油的初馏点为280℃，循环油和尾油馏分的切割点根据喷气燃料的质量进行调节，切割点范围一般在480～520℃，当原料中芳烃含量高时，一般切割点温度低；反之，当原料中芳烃含量低时，一般切割点温度高。

如果不采用喷气燃料循环方式，则循环油的干点不大于500℃。

实施方式之三：同时生产柴油和优质尾油。

以掺LCO的VGO为原料时，由于原料中芳烃含量较高(大于50v％)，适于以多产优质柴油方式操作。当VGO原料馏程较重(干点大于600℃)或以掺有DAO和/或CGO的VGO为原料时，适于最大量生产柴油方式操作。

该实施方式的操作条件为：氢分压为4.0～12.0MPa，最好为5.0～10.0MPa；反应温度为300～450℃，最好为350～410℃；液时空速(LHSV)为0.1～15h^-1，最好为0.2～3.0h^-1；氢油比为400～1600Nm³/m³最好为600～1200Nm³/m³。

从分馏塔得到轻石脑油、重石脑油、柴油馏分、循环油和尾油，其沸点范围依次为：C5～65℃、65～180℃、180～360℃、360～520℃、＞520℃，其中全部的循环油循环回加氢裂化反应器，尾油出装置作为催化裂化原料。

下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明，图中省略了许多设备如加热炉、泵等，设备和管线的形状和尺寸不受附图的限制，而是根据具体情况确定。

图1示意出同时生产喷气燃料、柴油和优质尾油的方法流程。

图2示意出同时生产喷气燃料和优质尾油的方法流程。

图3示意出同时生产柴油和优质尾油的方法流程。

如图1所示，同时生产喷气燃料、柴油和优质尾油的方法流程如下：

原料经管线1与来自管线18的部分喷气燃料馏分混合后，经管线2与来自管线27的富氢气体混合，经管线28进入加氢处理反应器3，与加氢精制催化剂接触，脱除原料中的金属、硫和氮等杂质，同时发生重馏分油的轻度裂化。由于加氢精制为强放热反应，需在反应器3中部经管线29引入冷氢，以控制反应温度。反应器3的流出物经管线4与来自管线6的流出物混合，经管线7进入高压分离器8，在高压分离器8中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，其中主要为氢气，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24进入循环压缩机25，压缩后的富氢物流经管线26与来自管线23的新鲜氢气混合后，依次经管线27、28循环回反应器3，同时依次经管线30、31循环回加氢裂化反应器5；高压分离器8的另一股物流经管线9进入低压分离器10，进一步脱除轻烃类，低压分离器顶部的气体经管线11出装置，低压分离器底部的流出物经管线12进入分馏塔13，轻石脑油馏分、重石脑油馏分、喷气燃料馏分、柴油馏分、循环油和尾油分别经管线14、15、16、17、19、20引出，其中部分喷气燃料馏分依次经管线18、2、28返回反应器3，所有的循环油依次经管线19、33、31进入反应器5，与加氢裂化催化剂接触，在反应器5中部经管线32引入冷氢以控制反应温度。

新鲜氢气经管线21进入压缩机22，增压后的氢气经管线23分为两路，一路依次经管线27、28进入反应器3的顶部，也可根据需要依次经管线27、29进入反应器3的中部用于降温；另一路依次经管线30、31进入反应器5的顶部，也可根据需要依次经管线30、32进入反应器5的中部用于降温。

如图2所示，同时生产喷气燃料和优质尾油的方法流程如下：

原料经管线1与来自管线18的部分喷气燃料馏分混合后，经管线2与来自管线27的富氢气体混合，经管线28进入加氢处理反应器3，与加氢精制催化剂接触，脱除原料中的金属、硫和氮等杂质，同时发生重馏分油的轻度裂化。由于加氢精制为强放热反应，需在反应器3中部经管线29引入冷氢，以控制反应温度。反应器3的流出物经管线4与来自管线6的流出物混合，经管线7进入高压分离器8，在高压分离器8中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，其中主要为氢气，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24进入循环压缩机25，压缩后的富氢物流经管线26与来自管线23的新鲜氢气混合后，依次经管线27、28循环回反应器3，同时依次经管线30、31循环回加氢裂化反应器5；高压分离器8的另一股物流经管线9进入低压分离器10，进一步脱除轻烃类，低压分离器顶部的气体经管线11出装置，低压分离器底部的流出物经管线12进入分馏塔13，轻石脑油馏分、重石脑油馏分、喷气燃料馏分、循环油和尾油分别经管线14、15、16、19、20引出，其中部分喷气燃料馏分依次经管线18、2、28返回反应器3，所有的循环油依次经管线19、33、31进入反应器5，与加氢裂化催化剂接触，在反应器5中部经管线32引入冷氢以控制反应温度。

如图3所示，同时生产柴油和优质尾油的方法流程如下：

原料依次经管线1、2与来自管线27的富氢气体混合，经管线28进入加氢处理反应器3，与加氢精制催化剂接触，脱除原料中的金属、硫和氮等杂质，同时发生重馏分油的轻度裂化。由于加氢精制为强放热反应，需在反应器3中部经管线29引入冷氢，以控制反应温度。反应器3的流出物经管线4与来自管线6的流出物混合，经管线7进入高压分离器8，在高压分离器8中分离成两股物流，其中一股为富氢物流，其中主要为氢气，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24进入循环压缩机25，压缩后的富氢物流经管线26与来自管线23的新鲜氢气混合后，依次经管线27、28循环回反应器3，同时依次经管线30、31循环回加氢裂化反应器5；高压分离器8的另一股物流经管线9进入低压分离器10，进一步脱除轻烃类，低压分离器顶部的气体经管线11出装置，低压分离器底部的流出物经管线12进入分馏塔13，轻石脑油馏分、重石脑油馏分、柴油馏分、循环油和尾油分别经管线14、15、17、19、20引出，其中所有的循环油依次经管线19、33、31进入反应器5，与加氢裂化催化剂接触，在反应器5中部经管线32引入冷氢以控制反应温度。

本发明的优点如下：

1、该方法可根据原料油的性质，灵活调整产品分布；也可随发动机燃料供需情况和市场价格，灵活改变装置操作和产品分布，达到最大经济效益。在中压范围内，以重质、劣质油为原料，既可以最大量生产优质柴油，又可以最大量生产喷气燃料，同时未转化的尾油可做优质的催化裂化原料、蒸汽裂解制乙烯原料或润滑油基础油。

2、对于分子筛型加氢裂化催化剂，加氢裂化反应器进料的氮含量不能过高，一般不超过20ppm，最好控制在10ppm以内。加氢处理后的流出物不直接进入裂化反应器，可以避免由于装置操作不稳，而使加氢处理后高氮含量的流出物直接进入裂化反应器，造成裂化催化剂活性损失。

3、原料加氢处理会发生部分裂化，采用本发明提供的方法可以避免加氢处理流出物中较轻组分在裂化反应器中发生二次裂化，这样既可以减少低价值的气体产生，又可以增加中间馏分油收率。

4、加氢处理流出物和加氢裂化流出物混合进入分离系统，进入裂化段的物料馏程可由分馏系统直接控制，这样就可以达到控制产品分布和产品性质的目的。与一次通过工艺相比，该方法可加工更重的原料，因为重质原料(馏程干点大于540℃)经加氢处理后的流出物中较重的组分不适于进入裂化反应段，若采用一次通过工艺，则无法加工这种重质原料，而本发明提供的方法可通过分馏系统控制裂化反应器的进料轻重。

5、如果要将尾油作为催化裂化原料，加氢处理的精制深度不必过深，因此可大大提高加氢处理的空速，从而提高装置的总处理量。

6、在本发明提供的方法中，将喷气燃料馏分循环回加氢处理反应器，其主要目的是降低喷气燃料馏分中的芳烃含量，提高其烟点，并在一定程度上改善产品的安定性。而采用常规的中压加氢裂化工艺路线所生产的喷气燃料通常烟点不能满足国家标准。

附图是生产喷气燃料和/或柴油、优质尾油方法的流程示意图，其中图1是同时生产喷气燃料、柴油和优质尾油方法的流程示意图，其中图2是同时生产喷气燃料和优质尾油方法的流程示意图，图3是同时生产柴油和优质尾油方法的流程示意图。

附图中各编号说明如下：

1、2、4、6、7、9、11、12、14～21、23、24、26～33均代表管线，3为加氢处理反应器，5为加氢裂化反应器，8为高压分离器，10为低压分离器，13为分馏塔，22、25为压缩机。

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。

实施例中的原料性质如表1所示。实施例中所使用的加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂、加氢保护剂的商品牌号分别为RN-2、RT-5、RG-1，均由中国石油化工集团公司长岭炼油化工总厂催化剂厂生产，其组成及物化性质如表2所示。

实施例1

本实施例说明同时生产喷气燃料、柴油和优质尾油的情况。

VGO原料和氢气进入加氢处理反应器，在催化剂RN-2的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起依次经高压分离器、低压分离器分离，所得的液体物流进入分馏塔，得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料、柴油馏分、循环油和尾油，其沸点范围分别为：C5～65℃、65～135℃、135～280℃、280～360℃、360～500℃、＞500℃，其中喷气燃料(135～280℃)部分循环回加氢处理反应器，循环油(360～500℃)全部循环回加氢裂化反应器，在催化剂RT-5的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢处理反应器的反应流出物混合一起分离，回收的氢气循环使用。

操作条件和产品分布如表3所示，产品的性质如表4所示，从表4可以看出，喷气燃料的烟点为27.3mm，柴油的十六烷指数为57.7℃，尾油的BMCI值为10.3，适于作为乙烯裂解原料或催化裂化原料、润滑油基础油。

实施例2

本实施例说明同时生产喷气燃料和优质尾油的情况。

VGO原料和氢气进入加氢处理反应器，在催化剂RN-2的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起依次经高压分离器、低压分离器分离，所得的液体物流进入分馏塔，得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料、循环油和尾油，其沸点范围分别为：C₅～65℃、65～135℃、135～280℃、280～500℃、＞500℃，其中喷气燃料(135～280℃)部分循环回加氢处理反应器，循环油(280～500℃)全部循环回加氢裂化反应器，在催化剂RT-5的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢处理反应器的反应流出物混合一起分离，回收的氢气循环使用。

操作条件和产品分布如表3所示，产品的性质如表4所示，从表4可以看出，喷气燃料的烟点为29.6mm，尾油的BMCI值为7.2，适于作为乙烯裂解原料或催化裂化原料、润滑油基础油。

实施例3

本实施例说明同时生产柴油和优质尾油的情况。

VGO和DAO按重量比65∶35混合的原料和氢气进入加氢处理反应器，在RG-1和RN-2(体积比为20∶80)的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起依次经高压分离器、低压分离器分离，所得的液体物流进入分馏塔，得到轻石脑油、重石脑油、柴油、循环油和尾油，其沸点范围分别为：C₅～65℃、65～180℃、180～360℃、360～520℃、＞520℃，其中循环油(360～520℃)全部循环回加氢裂化反应器，在催化剂RN-2和RT-5(体积比为20∶80)的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢处理反应器的反应流出物混合一起分离，回收的氢气循环使用。

操作条件和产品分布如表3所示，产品的性质如表4所示，从表4可以看出，柴油的十六烷指数为52.7，尾油的残炭为0.65重％，适于作为催化裂化原料。

表1

实施例编号	1	2	3
实施例编号	1	2	3	原料组成(重量比)	VGO	VGO	VGO+DAO(65∶35)
密度(20℃)，克/厘米³	0.8951	0.8577	0.9406	原料组成(重量比)	VGO	VGO	VGO+DAO(65∶35)
密度(20℃)，克/厘米³	0.8951	0.8577	0.9406	硫，重％	0.5	0.11	3.44
氮，ppm	1410	798	1316	硫，重％	0.5	0.11	3.44
氮，ppm	1410	798	1316	Ni+V，ppm	＜0.1	＜0.1	4.6
馏程(ASTMD-86)，℃				Ni+V，ppm	＜0.1	＜0.1	4.6
馏程(ASTMD-86)，℃				初馏点	318	311	243
10％	396	373	378	初馏点	318	311	243
10％	396	373	378	50％	440	434	479
95％	530	520	641	50％	440	434	479
95％	530	520	641	终馏点	546	540	658

表2

催化剂类型	加氢精制	加氢裂化	保护剂
催化剂类型	加氢精制	加氢裂化	保护剂	催化剂牌号	RN-2	RT-5	RG-1
氧化镍，重％	4.0	4.6	1.2	催化剂牌号	RN-2	RT-5	RG-1
氧化镍，重％	4.0	4.6	1.2	氧化钨，重％	20.8	19.0	5.5(氧化钼)
氟，重％	2.0	2.1	-	氧化钨，重％	20.8	19.0	5.5(氧化钼)
氟，重％	2.0	2.1	-	比表面，米²/克	230	242	205
孔体积，毫升/克	0.27	0.22	0.68	比表面，米²/克	230	242	205
孔体积，毫升/克	0.27	0.22	0.68	压碎强度，吨/毫米	27.5	31.0	14.0

表3

实施例编号	1	2	3
实施例编号	1	2	3	反应条件
加氢处理				反应条件
加氢处理				氢分压，MPa	8.0	8.0	10.0
反应温度，℃	370	372	380	氢分压，MPa	8.0	8.0	10.0
反应温度，℃	370	372	380	LHSV，h^-1	1.0	1.5	0.5
氢油比，Nm³/m³	800	800	600	LHSV，h^-1	1.0	1.5	0.5
氢油比，Nm³/m³	800	800	600	加氢裂化
氢分压，MPa	8.0	8.0	10.0	加氢裂化
氢分压，MPa	8.0	8.0	10.0	反应温度，℃	368	377	375
LHSV，h^-1	2.2	2.8	1.8	反应温度，℃	368	377	375
LHSV，h^-1	2.2	2.8	1.8	氢油比，Nm³/m³	600	600	800
产品分布，重％				氢油比，Nm³/m³	600	600	800
产品分布，重％				轻石脑油(C₅～65℃)	5.85	9.45	1.95
重石脑油	16.37(65～135℃)	26.20(65～135℃)	12.17(65～180℃)	轻石脑油(C₅～65℃)	5.85	9.45	1.95
重石脑油	16.37(65～135℃)	26.20(65～135℃)	12.17(65～180℃)	喷气燃料(135～280℃)	42.99	58.11	-
柴油	24.15(280～360℃)	-	42.24(180～360℃)	喷气燃料(135～280℃)	42.99	58.11	-
柴油	24.15(280～360℃)	-	42.24(180～360℃)	尾油	8.76(＞500℃)	3.88(＞500℃)	41.23(＞520℃)

表4

实施例编号	1	2	3
实施例编号	1	2	3	轻石脑油
密度(20℃)，克/厘米³	0.6563	0.6511	0.6701	轻石脑油
密度(20℃)，克/厘米³	0.6563	0.6511	0.6701	硫，ppm	＜0.5	＜0.5	＜0.5
氮，ppm	＜0.5	＜0.5	＜0.5	硫，ppm	＜0.5	＜0.5	＜0.5
氮，ppm	＜0.5	＜0.5	＜0.5	氢，重％	16.26	16.31	16.20
重石脑油				氢，重％	16.26	16.31	16.20
重石脑油				密度(20℃)，克/厘米³	0.7512	0.7489	0.7608
芳烃潜含量，重％	56.2	48.8	64.4	密度(20℃)，克/厘米³	0.7512	0.7489	0.7608
芳烃潜含量，重％	56.2	48.8	64.4	硫，ppm	＜0.5	＜0.5	＜1
氮，ppm	＜0.5	＜0.5	＜1	硫，ppm	＜0.5	＜0.5	＜1
氮，ppm	＜0.5	＜0.5	＜1	喷气燃料
密度(20℃)，克/厘米³	0.8080	0.8012	-	喷气燃料
密度(20℃)，克/厘米³	0.8080	0.8012	-	烟点，mm	27.3	29.6	-
硫，ppm	21	11	-	烟点，mm	27.3	29.6	-
硫，ppm	21	11	-	柴油
密度(20℃)，克/厘米³	0.8289	-	0.8351	柴油
密度(20℃)，克/厘米³	0.8289	-	0.8351	硫，ppm	25	-	52
十六烷指数D976	57.7	-	52.7	硫，ppm	25	-	52
十六烷指数D976	57.7	-	52.7	尾油
密度(20℃)，克/厘米³	0.9088	0.8610	0.9266	尾油
密度(20℃)，克/厘米³	0.9088	0.8610	0.9266	硫，ppm	68	50	923
残炭，重％	＜0.02	＜0.02	0.65	硫，ppm	68	50	923
残炭，重％	＜0.02	＜0.02	0.65	氮，ppm	-	-	190
BMCI	10.3	7.2	-	氮，ppm	-	-	190
BMCI	10.3	7.2	-	K	-	-	12.6

Claims

1、一种生产喷气燃料和/或柴油、尾油的方法，其特征在于原料和氢气进入加氢处理反应器，在加氢精制催化剂的存在下反应，生成的反应流出物与来自加氢裂化反应器的反应流出物混合一起经气液分离，所得的液体物流经分馏得到轻石脑油、重石脑油、喷气燃料和/或柴油、循环油和尾油，全部的循环油返回至加氢裂化反应器，任选的部分喷气燃料返回至加氢处理反应器，在加氢裂化催化剂的存在下反应，回收的氢气循环使用。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的原料为减压瓦斯油或减压瓦斯油与常压瓦斯油、催化裂化轻循环油、脱沥青油、焦化瓦斯油之中一种或一种以上的混合物，原料的初馏点不小于180℃，终馏点不大于670℃，原料中硫含量不大于5.0重％，氮含量不大于1.0重％。

3、按照权利要求1的方法，其特征在于加氢处理和加氢裂化的条件为：氢分压4.0～15.0MPa，温度280～450℃，液时空速0.1～20h^-1，氢油比300～2000Nm³/m³。

4、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂可以是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB或VIII族非贵金属催化剂。

5、按照权利要求4的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂的组成为：1～5重％氧化镍、12～35重％氧化钨、1～9重％氟及余量氧化铝。

6、按照权利要求1、4或5的方法，其特征在于在加氢精制催化剂顶部可装入加氢保护剂，该保护剂与加氢精制催化剂的体积比为0.03～0.3∶1。

7、按照权利要求6的方法，其特征在于所述的加氢保护剂由1.0～5.0重％氧化镍、5.5～10.0重％氧化钼和余量的具有双孔分布的γ-氧化铝载体组成。

8、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB或VIII族非贵金属催化剂。

9、按照权利要求8的方法，其特征在于所述的加氢裂化催化剂组成为：氧化镍2.5～6.0重％，氧化钨10～38重％，氟0.5～5.0重％，其余为载体。

10、按照权利要求1、8或9的方法，其特征在于在加氢裂化催化剂顶部可装填加氢精制催化剂，该加氢精制催化剂与加氢裂化催化剂的体积比为0.01～1∶1。