專利名稱：一種生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、尾油的方法
一種在存在氫的情況下為獲得低沸點餾分裂解烴油和精制烴油的方法，更具體地說，是一種同時生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、尾油的加氫處理和加氫裂化組合方法。
由于加氫裂化方法能夠加工較重質(zhì)原料，且其液收高、產(chǎn)品性質(zhì)優(yōu)良、產(chǎn)品方案及裝置操作靈活，一直是重油輕質(zhì)化的有效手段之一。隨著世界范圍環(huán)保要求的更加嚴(yán)格，加氫裂化作為生產(chǎn)清潔燃料的有效手段，越來越受到人們的青睞。但傳統(tǒng)的高壓加氫裂化技術(shù)，由于壓力高、投資大、操作費(fèi)用高，使其工業(yè)應(yīng)用受到一定的限制。在中壓條件下操作，可大大地降低裝置投資和操作費(fèi)用，相對于高壓加氫裂化，其投資和操作費(fèi)用可降低30％左右，同時能最大量生產(chǎn)較優(yōu)質(zhì)的中間餾分油，適應(yīng)當(dāng)前油品市場柴汽比高的要求。
USP4,172,815公開了一種同時生產(chǎn)噴氣燃料和柴油的方法，原料油經(jīng)過選擇性加氫裂化后，分餾反應(yīng)流出物得到噴氣燃料餾分、柴油餾分和重循環(huán)餾分，其中噴氣燃料餾分全部或部分與重循環(huán)餾分混合，返回裂化反應(yīng)器。原料油的初餾點大于260℃(500°F)，反應(yīng)溫度低于482℃(900°F)，壓力為6.9～27.6MPa(1000～4000psig)。該方法雖然能獲得煙點合格的噴氣燃料，但操作壓力很高。
USP5,026,472中公開了一種加氫裂化與產(chǎn)品餾分油加氫精制聯(lián)合生產(chǎn)噴氣燃料的方法，從裂化反應(yīng)器出來的產(chǎn)品通過兩次熱高壓分離器分離后，得到的中間餾分在精制反應(yīng)器中再加氫精制，其中所用催化劑為貴金屬催化劑；從精制反應(yīng)器出來的產(chǎn)品與來自裂化反應(yīng)器的重餾分油混合后進(jìn)入分餾塔。該方法的特點在于只對中間餾分進(jìn)行精制，達(dá)到生產(chǎn)噴氣燃料的目的，但必須增加一個精制反應(yīng)器。
USP5,000,839公開了一種生產(chǎn)高密度噴氣燃料的加氫裂化方法，該方法為精制段和裂化段串聯(lián)，兩段中間分離部分有汽提器，其中精制段為常規(guī)的加氫精制，裂化段采用含鉑或鈀貴金屬和沸石的催化劑。分餾得到的尾油全循環(huán)或部分循環(huán)到裂化段。該方法不僅可以生產(chǎn)噴氣燃料和低硫低芳柴油，而且在適當(dāng)改變汽提器的操作條件的情況下，還可以得到環(huán)烷烴為70重％的石腦油。
USP4,197,184公開了一種重質(zhì)原料加氫精制和加氫裂化的方法，原料進(jìn)入精制反應(yīng)器，精制后的產(chǎn)品與裂化反應(yīng)器出來的產(chǎn)品混合進(jìn)入分離系統(tǒng)，得到不同產(chǎn)品，分離出來的塔底尾油全部循環(huán)至加氫裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化。
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)基礎(chǔ)上提供一種在中壓下同時生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、優(yōu)質(zhì)尾油的加氫處理和加氫裂化組合方法。
本發(fā)明提供的方法是原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在加氫精制催化劑的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起經(jīng)氣液分離，所得的液體物流經(jīng)分餾得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料和/或柴油、循環(huán)油和尾油，全部的循環(huán)油返回至加氫裂化反應(yīng)器，任選的部分噴氣燃料返回至加氫處理反應(yīng)器，在加氫裂化催化劑的存在下反應(yīng)，回收的氫氣循環(huán)使用。
當(dāng)該方法用于生產(chǎn)噴氣燃料時，一般將循環(huán)油全部循環(huán)至加氫裂化反應(yīng)器，噴氣燃料部分循環(huán)至加氫處理反應(yīng)器，其目的是進(jìn)一步改善噴氣燃料的性質(zhì)；當(dāng)該方法不用于生產(chǎn)噴氣燃料而僅生產(chǎn)柴油等其它產(chǎn)品時，則僅將循環(huán)油全部循環(huán)至加氫裂化反應(yīng)器。
所述的原料為減壓瓦斯油(VGO)或VGO與常壓瓦斯油(AGO)、催化裂化輕循環(huán)油(LCO)、脫瀝青油(DAO)、焦化瓦斯油(CGO)之中一種或一種以上的混合物，原料的初餾點不小于180℃，終餾點不大于670℃，原料中硫含量不大于5.0重％，氮含量不大于1.0重％。
加氫處理和加氫裂化的條件為氫分壓4.0～15.0MPa，溫度280～450℃，液時空速0.1～20h-1，氫油比300～2000Nm3/m3。
加氫精制催化劑可以是負(fù)載在無定型氧化鋁或硅鋁載體上的VIB或VIII族非貴金屬催化劑，優(yōu)選的加氫精制催化劑的組成為1～5重％氧化鎳、12～35重％氧化鎢、1～9重％氟及余量氧化鋁。當(dāng)原料雜質(zhì)含量高時，需在其頂部裝入適量保護(hù)劑，該保護(hù)劑由1.0～5.0重％氧化鎳、5.5～10.0重％氧化鉬和余量的具有雙孔分布的γ-氧化鋁載體組成。該保護(hù)劑與加氫精制催化劑的體積比為0.03～0.3∶1。
加氫裂化催化劑為負(fù)載在Y型沸石分子篩上的VIB或VIII族非貴金屬催化劑，優(yōu)選的加氫裂化催化劑組成為氧化鎳2.5～6.0重％，優(yōu)選2.6～5.0重％；氧化鎢10～38重％，優(yōu)選19～25重％；氟0.5～5.0重％，優(yōu)選1.0～4.0重％；其余為載體。為避免循環(huán)到加氫裂化反應(yīng)器原料中氮含量過高而造成加氫裂化催化劑的活性損失，在加氫裂化催化劑頂部可以裝填適量加氫精制催化劑，該加氫精制催化劑與加氫裂化催化劑的體積比為0.01～1∶1。
所述的輕石腦油可作為優(yōu)質(zhì)的制氫原料，重石腦油可作為高芳烴潛含量的催化重整原料。
下面以三種實施方式具體說明本發(fā)明提供的方法，但本發(fā)明提供的方法并不局限于這三種實施方式。
實施方式之一同時生產(chǎn)噴氣燃料、柴油和優(yōu)質(zhì)尾油。
以VGO或摻AGO的VGO為原料時，適于同時生產(chǎn)噴氣燃料、優(yōu)質(zhì)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油。
該實施方式的操作條件為氫分壓為5.0～12.0MPa，最好為6.0～10.0MPa；反應(yīng)溫度為300～430℃，最好為350～400℃；液時空速(LHSV)為0.2～20h-1，最好為0.3～5.0h-1，氫油比為300～1500Nm3/m3，最好為600～1000Nm3/m3。
從分餾塔得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料、柴油餾分、循環(huán)油和尾油，各餾分的沸點范圍依次為輕石腦油C5～65℃、重石腦油65～135℃、噴氣燃料135～280℃、柴油餾分280～360℃、循環(huán)油和尾油餾分的切割點根據(jù)噴氣燃料的質(zhì)量進(jìn)行調(diào)節(jié)，切割點范圍一般在480～520℃，當(dāng)原料中芳烴含量高時，一般切割點溫度低；反之，當(dāng)原料中芳烴含量低時，一般切割點溫度高。
循環(huán)油全部循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器。噴氣燃料部分循環(huán)回加氫處理反應(yīng)器，其目的是進(jìn)一步改善噴氣燃料的性質(zhì)，如芳烴飽和，提高煙點，改善其安定性。
實施方式之二同時生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油。
以VGO或摻AGO的VGO為原料時，也可以適于最大量生產(chǎn)噴氣燃料同時生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)尾油。
該實施方式的操作條件為氫分壓為5.0～12.0MPa，最好為6.0～10.0MPa；反應(yīng)溫度為300～430℃，最好為350～400℃；液時空速(LHSV)為0.2～20h-1，最好為0.3～5.0h-1，氫油比為300～1500Nm3/m3，最好為600～1000Nm3/m3。
從分餾塔得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料、循環(huán)油和尾油，各餾分的沸點范圍依次為輕石腦油C5～65℃、重石腦油65～135℃、噴氣燃料135～280℃、循環(huán)油的初餾點為280℃，循環(huán)油和尾油餾分的切割點根據(jù)噴氣燃料的質(zhì)量進(jìn)行調(diào)節(jié)，切割點范圍一般在480～520℃，當(dāng)原料中芳烴含量高時，一般切割點溫度低；反之，當(dāng)原料中芳烴含量低時，一般切割點溫度高。
循環(huán)油全部循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器。噴氣燃料部分循環(huán)回加氫處理反應(yīng)器，其目的是進(jìn)一步改善噴氣燃料的性質(zhì)，如芳烴飽和，提高煙點，改善其安定性。
如果不采用噴氣燃料循環(huán)方式，則循環(huán)油的干點不大于500℃。
實施方式之三同時生產(chǎn)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油。
以摻LCO的VGO為原料時，由于原料中芳烴含量較高(大于50v％)，適于以多產(chǎn)優(yōu)質(zhì)柴油方式操作。當(dāng)VGO原料餾程較重(干點大于600℃)或以摻有DAO和/或CGO的VGO為原料時，適于最大量生產(chǎn)柴油方式操作。
該實施方式的操作條件為氫分壓為4.0～12.0MPa，最好為5.0～10.0MPa；反應(yīng)溫度為300～450℃，最好為350～410℃；液時空速(LHSV)為0.1～15h-1，最好為0.2～3.0h-1；氫油比為400～1600Nm3/m3最好為600～1200Nm3/m3。
從分餾塔得到輕石腦油、重石腦油、柴油餾分、循環(huán)油和尾油，其沸點范圍依次為C5～65℃、65～180℃、180～360℃、360～520℃、＞520℃，其中全部的循環(huán)油循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器，尾油出裝置作為催化裂化原料。
下面結(jié)合附圖對本發(fā)明所提供的方法予以進(jìn)一步的說明，圖中省略了許多設(shè)備如加熱爐、泵等，設(shè)備和管線的形狀和尺寸不受附圖的限制，而是根據(jù)具體情況確定。


圖1示意出同時生產(chǎn)噴氣燃料、柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程。
圖2示意出同時生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程。
圖3示意出同時生產(chǎn)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程。
如圖1所示，同時生產(chǎn)噴氣燃料、柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程如下原料經(jīng)管線1與來自管線18的部分噴氣燃料餾分混合后，經(jīng)管線2與來自管線27的富氫氣體混合，經(jīng)管線28進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器3，與加氫精制催化劑接觸，脫除原料中的金屬、硫和氮等雜質(zhì)，同時發(fā)生重餾分油的輕度裂化。由于加氫精制為強(qiáng)放熱反應(yīng)，需在反應(yīng)器3中部經(jīng)管線29引入冷氫，以控制反應(yīng)溫度。反應(yīng)器3的流出物經(jīng)管線4與來自管線6的流出物混合，經(jīng)管線7進(jìn)入高壓分離器8，在高壓分離器8中分離成兩股物流，其中一股為富氫物流，其中主要為氫氣，同時包括部分硫化氫、氨和由于裂化產(chǎn)生的輕烴類，富氫物流經(jīng)管線24進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)25，壓縮后的富氫物流經(jīng)管線26與來自管線23的新鮮氫氣混合后，依次經(jīng)管線27、28循環(huán)回反應(yīng)器3，同時依次經(jīng)管線30、31循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器5；高壓分離器8的另一股物流經(jīng)管線9進(jìn)入低壓分離器10，進(jìn)一步脫除輕烴類，低壓分離器頂部的氣體經(jīng)管線11出裝置，低壓分離器底部的流出物經(jīng)管線12進(jìn)入分餾塔13，輕石腦油餾分、重石腦油餾分、噴氣燃料餾分、柴油餾分、循環(huán)油和尾油分別經(jīng)管線14、15、16、17、19、20引出，其中部分噴氣燃料餾分依次經(jīng)管線18、2、28返回反應(yīng)器3，所有的循環(huán)油依次經(jīng)管線19、33、31進(jìn)入反應(yīng)器5，與加氫裂化催化劑接觸，在反應(yīng)器5中部經(jīng)管線32引入冷氫以控制反應(yīng)溫度。
新鮮氫氣經(jīng)管線21進(jìn)入壓縮機(jī)22，增壓后的氫氣經(jīng)管線23分為兩路，一路依次經(jīng)管線27、28進(jìn)入反應(yīng)器3的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線27、29進(jìn)入反應(yīng)器3的中部用于降溫；另一路依次經(jīng)管線30、31進(jìn)入反應(yīng)器5的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線30、32進(jìn)入反應(yīng)器5的中部用于降溫。
如圖2所示，同時生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程如下原料經(jīng)管線1與來自管線18的部分噴氣燃料餾分混合后，經(jīng)管線2與來自管線27的富氫氣體混合，經(jīng)管線28進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器3，與加氫精制催化劑接觸，脫除原料中的金屬、硫和氮等雜質(zhì)，同時發(fā)生重餾分油的輕度裂化。由于加氫精制為強(qiáng)放熱反應(yīng)，需在反應(yīng)器3中部經(jīng)管線29引入冷氫，以控制反應(yīng)溫度。反應(yīng)器3的流出物經(jīng)管線4與來自管線6的流出物混合，經(jīng)管線7進(jìn)入高壓分離器8，在高壓分離器8中分離成兩股物流，其中一股為富氫物流，其中主要為氫氣，同時包括部分硫化氫、氨和由于裂化產(chǎn)生的輕烴類，富氫物流經(jīng)管線24進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)25，壓縮后的富氫物流經(jīng)管線26與來自管線23的新鮮氫氣混合后，依次經(jīng)管線27、28循環(huán)回反應(yīng)器3，同時依次經(jīng)管線30、31循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器5；高壓分離器8的另一股物流經(jīng)管線9進(jìn)入低壓分離器10，進(jìn)一步脫除輕烴類，低壓分離器頂部的氣體經(jīng)管線11出裝置，低壓分離器底部的流出物經(jīng)管線12進(jìn)入分餾塔13，輕石腦油餾分、重石腦油餾分、噴氣燃料餾分、循環(huán)油和尾油分別經(jīng)管線14、15、16、19、20引出，其中部分噴氣燃料餾分依次經(jīng)管線18、2、28返回反應(yīng)器3，所有的循環(huán)油依次經(jīng)管線19、33、31進(jìn)入反應(yīng)器5，與加氫裂化催化劑接觸，在反應(yīng)器5中部經(jīng)管線32引入冷氫以控制反應(yīng)溫度。
新鮮氫氣經(jīng)管線21進(jìn)入壓縮機(jī)22，增壓后的氫氣經(jīng)管線23分為兩路，一路依次經(jīng)管線27、28進(jìn)入反應(yīng)器3的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線27、29進(jìn)入反應(yīng)器3的中部用于降溫；另一路依次經(jīng)管線30、31進(jìn)入反應(yīng)器5的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線30、32進(jìn)入反應(yīng)器5的中部用于降溫。
如圖3所示，同時生產(chǎn)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的方法流程如下原料依次經(jīng)管線1、2與來自管線27的富氫氣體混合，經(jīng)管線28進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器3，與加氫精制催化劑接觸，脫除原料中的金屬、硫和氮等雜質(zhì)，同時發(fā)生重餾分油的輕度裂化。由于加氫精制為強(qiáng)放熱反應(yīng)，需在反應(yīng)器3中部經(jīng)管線29引入冷氫，以控制反應(yīng)溫度。反應(yīng)器3的流出物經(jīng)管線4與來自管線6的流出物混合，經(jīng)管線7進(jìn)入高壓分離器8，在高壓分離器8中分離成兩股物流，其中一股為富氫物流，其中主要為氫氣，同時包括部分硫化氫、氨和由于裂化產(chǎn)生的輕烴類，富氫物流經(jīng)管線24進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)25，壓縮后的富氫物流經(jīng)管線26與來自管線23的新鮮氫氣混合后，依次經(jīng)管線27、28循環(huán)回反應(yīng)器3，同時依次經(jīng)管線30、31循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器5；高壓分離器8的另一股物流經(jīng)管線9進(jìn)入低壓分離器10，進(jìn)一步脫除輕烴類，低壓分離器頂部的氣體經(jīng)管線11出裝置，低壓分離器底部的流出物經(jīng)管線12進(jìn)入分餾塔13，輕石腦油餾分、重石腦油餾分、柴油餾分、循環(huán)油和尾油分別經(jīng)管線14、15、17、19、20引出，其中所有的循環(huán)油依次經(jīng)管線19、33、31進(jìn)入反應(yīng)器5，與加氫裂化催化劑接觸，在反應(yīng)器5中部經(jīng)管線32引入冷氫以控制反應(yīng)溫度。
新鮮氫氣經(jīng)管線21進(jìn)入壓縮機(jī)22，增壓后的氫氣經(jīng)管線23分為兩路，一路依次經(jīng)管線27、28進(jìn)入反應(yīng)器3的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線27、29進(jìn)入反應(yīng)器3的中部用于降溫；另一路依次經(jīng)管線30、31進(jìn)入反應(yīng)器5的頂部，也可根據(jù)需要依次經(jīng)管線30、32進(jìn)入反應(yīng)器5的中部用于降溫。
本發(fā)明的優(yōu)點如下1、該方法可根據(jù)原料油的性質(zhì)，靈活調(diào)整產(chǎn)品分布；也可隨發(fā)動機(jī)燃料供需情況和市場價格，靈活改變裝置操作和產(chǎn)品分布，達(dá)到最大經(jīng)濟(jì)效益。在中壓范圍內(nèi)，以重質(zhì)、劣質(zhì)油為原料，既可以最大量生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)柴油，又可以最大量生產(chǎn)噴氣燃料，同時未轉(zhuǎn)化的尾油可做優(yōu)質(zhì)的催化裂化原料、蒸汽裂解制乙烯原料或潤滑油基礎(chǔ)油。
2、對于分子篩型加氫裂化催化劑，加氫裂化反應(yīng)器進(jìn)料的氮含量不能過高，一般不超過20ppm，最好控制在10ppm以內(nèi)。加氫處理后的流出物不直接進(jìn)入裂化反應(yīng)器，可以避免由于裝置操作不穩(wěn)，而使加氫處理后高氮含量的流出物直接進(jìn)入裂化反應(yīng)器，造成裂化催化劑活性損失。
3、原料加氫處理會發(fā)生部分裂化，采用本發(fā)明提供的方法可以避免加氫處理流出物中較輕組分在裂化反應(yīng)器中發(fā)生二次裂化，這樣既可以減少低價值的氣體產(chǎn)生，又可以增加中間餾分油收率。
4、加氫處理流出物和加氫裂化流出物混合進(jìn)入分離系統(tǒng)，進(jìn)入裂化段的物料餾程可由分餾系統(tǒng)直接控制，這樣就可以達(dá)到控制產(chǎn)品分布和產(chǎn)品性質(zhì)的目的。與一次通過工藝相比，該方法可加工更重的原料，因為重質(zhì)原料(餾程干點大于540℃)經(jīng)加氫處理后的流出物中較重的組分不適于進(jìn)入裂化反應(yīng)段，若采用一次通過工藝，則無法加工這種重質(zhì)原料，而本發(fā)明提供的方法可通過分餾系統(tǒng)控制裂化反應(yīng)器的進(jìn)料輕重。
5、如果要將尾油作為催化裂化原料，加氫處理的精制深度不必過深，因此可大大提高加氫處理的空速，從而提高裝置的總處理量。
6、在本發(fā)明提供的方法中，將噴氣燃料餾分循環(huán)回加氫處理反應(yīng)器，其主要目的是降低噴氣燃料餾分中的芳烴含量，提高其煙點，并在一定程度上改善產(chǎn)品的安定性。而采用常規(guī)的中壓加氫裂化工藝路線所生產(chǎn)的噴氣燃料通常煙點不能滿足國家標(biāo)準(zhǔn)。
附圖是生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、優(yōu)質(zhì)尾油方法的流程示意圖，其中圖1是同時生產(chǎn)噴氣燃料、柴油和優(yōu)質(zhì)尾油方法的流程示意圖，其中圖2是同時生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油方法的流程示意圖，圖3是同時生產(chǎn)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油方法的流程示意圖。
附圖中各編號說明如下1、2、4、6、7、9、11、12、14～21、23、24、26～33均代表管線，3為加氫處理反應(yīng)器，5為加氫裂化反應(yīng)器，8為高壓分離器，10為低壓分離器，13為分餾塔，22、25為壓縮機(jī)。
下面的實施例將對本發(fā)明提供的方法予以進(jìn)一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)明。
實施例中的原料性質(zhì)如表1所示。實施例中所使用的加氫精制催化劑、加氫裂化催化劑、加氫保護(hù)劑的商品牌號分別為RN-2、RT-5、RG-1，均由中國石油化工集團(tuán)公司長嶺煉油化工總廠催化劑廠生產(chǎn)，其組成及物化性質(zhì)如表2所示。
實施例1本實施例說明同時生產(chǎn)噴氣燃料、柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的情況。
VGO原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在催化劑RN-2的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起依次經(jīng)高壓分離器、低壓分離器分離，所得的液體物流進(jìn)入分餾塔，得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料、柴油餾分、循環(huán)油和尾油，其沸點范圍分別為C5～65℃、65～135℃、135～280℃、280～360℃、360～500℃、＞500℃，其中噴氣燃料(135～280℃)部分循環(huán)回加氫處理反應(yīng)器，循環(huán)油(360～500℃)全部循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器，在催化劑RT-5的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫處理反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起分離，回收的氫氣循環(huán)使用。
操作條件和產(chǎn)品分布如表3所示，產(chǎn)品的性質(zhì)如表4所示，從表4可以看出，噴氣燃料的煙點為27.3mm，柴油的十六烷指數(shù)為57.7℃，尾油的BMCI值為10.3，適于作為乙烯裂解原料或催化裂化原料、潤滑油基礎(chǔ)油。
實施例2本實施例說明同時生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油的情況。
VGO原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在催化劑RN-2的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起依次經(jīng)高壓分離器、低壓分離器分離，所得的液體物流進(jìn)入分餾塔，得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料、循環(huán)油和尾油，其沸點范圍分別為C5～65℃、65～135℃、135～280℃、280～500℃、＞500℃，其中噴氣燃料(135～280℃)部分循環(huán)回加氫處理反應(yīng)器，循環(huán)油(280～500℃)全部循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器，在催化劑RT-5的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫處理反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起分離，回收的氫氣循環(huán)使用。
操作條件和產(chǎn)品分布如表3所示，產(chǎn)品的性質(zhì)如表4所示，從表4可以看出，噴氣燃料的煙點為29.6mm，尾油的BMCI值為7.2，適于作為乙烯裂解原料或催化裂化原料、潤滑油基礎(chǔ)油。
實施例3本實施例說明同時生產(chǎn)柴油和優(yōu)質(zhì)尾油的情況。
VGO和DAO按重量比65∶35混合的原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在RG-1和RN-2(體積比為20∶80)的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起依次經(jīng)高壓分離器、低壓分離器分離，所得的液體物流進(jìn)入分餾塔，得到輕石腦油、重石腦油、柴油、循環(huán)油和尾油，其沸點范圍分別為C5～65℃、65～180℃、180～360℃、360～520℃、＞520℃，其中循環(huán)油(360～520℃)全部循環(huán)回加氫裂化反應(yīng)器，在催化劑RN-2和RT-5(體積比為20∶80)的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫處理反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起分離，回收的氫氣循環(huán)使用。
操作條件和產(chǎn)品分布如表3所示，產(chǎn)品的性質(zhì)如表4所示，從表4可以看出，柴油的十六烷指數(shù)為52.7，尾油的殘?zhí)繛?.65重％，適于作為催化裂化原料。
表1
表2
表3
表權(quán)利要求
1.一種生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、尾油的方法，其特征在于原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在加氫精制催化劑的存在下反應(yīng)，生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起經(jīng)氣液分離，所得的液體物流經(jīng)分餾得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料和/或柴油、循環(huán)油和尾油，全部的循環(huán)油返回至加氫裂化反應(yīng)器，任選的部分噴氣燃料返回至加氫處理反應(yīng)器，在加氫裂化催化劑的存在下反應(yīng)，回收的氫氣循環(huán)使用。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的原料為減壓瓦斯油或減壓瓦斯油與常壓瓦斯油、催化裂化輕循環(huán)油、脫瀝青油、焦化瓦斯油之中一種或一種以上的混合物，原料的初餾點不小于180℃，終餾點不大于670℃，原料中硫含量不大于5.0重％，氮含量不大于1.0重％。
3.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于加氫處理和加氫裂化的條件為氫分壓4.0～15.0MPa，溫度280～450℃，液時空速0.1～20h-1，氫油比300～2000Nm3/m3。
4.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的加氫精制催化劑可以是負(fù)載在無定型氧化鋁或硅鋁載體上的VIB或VIII族非貴金屬催化劑。
5.按照權(quán)利要求4的方法，其特征在于所述的加氫精制催化劑的組成為1～5重％氧化鎳、12～35重％氧化鎢、1～9重％氟及余量氧化鋁。
6.按照權(quán)利要求1、4或5的方法，其特征在于在加氫精制催化劑頂部可裝入加氫保護(hù)劑，該保護(hù)劑與加氫精制催化劑的體積比為0.03～0.3∶1。
7.按照權(quán)利要求6的方法，其特征在于所述的加氫保護(hù)劑由1.0～5.0重％氧化鎳、5.5～10.0重％氧化鉬和余量的具有雙孔分布的γ-氧化鋁載體組成。
8.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的加氫裂化催化劑為負(fù)載在Y型沸石分子篩上的VIB或VIII族非貴金屬催化劑。
9.按照權(quán)利要求8的方法，其特征在于所述的加氫裂化催化劑組成為氧化鎳2.5～6.0重％，氧化鎢10～38重％，氟0.5～5.0重％，其余為載體。
10.按照權(quán)利要求1、8或9的方法，其特征在于在加氫裂化催化劑頂部可裝填加氫精制催化劑，該加氫精制催化劑與加氫裂化催化劑的體積比為0.01～1∶1。
全文摘要
一種生產(chǎn)噴氣燃料和/或柴油、尾油的方法,原料和氫氣進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器,生成的反應(yīng)流出物與來自加氫裂化反應(yīng)器的反應(yīng)流出物混合一起經(jīng)氣液分離,所得的液體物流經(jīng)分餾得到輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料和/或柴油、循環(huán)油和尾油,全部的循環(huán)油和任選的部分噴氣燃料分別返回至加氫裂化反應(yīng)器和加氫處理反應(yīng)器,回收的氫氣循環(huán)使用。該方法可隨發(fā)動機(jī)燃料供需情況和市場價格,靈活改變裝置操作和產(chǎn)品分布,達(dá)到最大經(jīng)濟(jì)效益。
文檔編號C10G65/00GK1343758SQ0012480
公開日2002年4月10日 申請日期2000年9月15日 優(yōu)先權(quán)日2000年9月15日
發(fā)明者石玉林, 張曉輝, 熊震霖, 胡志海, 王子文, 陳水銀 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院