一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油的生產方法、產品及其應用的制作方法

專利名稱：一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油的生產方法、產品及其應用的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種對煤炭直接液化獲得的液化油的進一步處理的方法。更具體地 說，涉及一種由煤炭直接液化獲得的粗油生產適合于催化重整進料的芳香烴潛含量極高的 石腦油的方法、由該方法獲得的產品及其應用。
背景技術：
隨著我國經濟的快速發展和人民生活水平的日益提高，對芳香烴的需求也越來越 大。主要體現在化纖生產對芳香烴的需求和高辛烷值車用汽油調和組分對芳香烴的需求等 方面。芳香烴主要來自石腦油催化重整生成油以及蒸汽裂解制乙烯副產的裂解石腦油。石腦油催化重整的原料主要是直餾石腦油、加氫裂化石腦油。直餾石腦油含有硫、 氮、金屬雜質(如As、Cu、Pb等)等有毒物質，因此，直餾石腦油必須經過預處理才能作為催 化重整裝置的合格原料。芳烴潛含量是評價石腦油作為重整原料的一個重要指標。直餾石腦油的芳烴潛 含量與原油的種類有關，如大慶直餾石腦油的芳香烴潛含量約為32%，勝利直餾石腦油的 芳烴潛含量約為49%。加氫裂化石腦油的芳烴潛含量與加氫裂化原料油的種類有關，對大 慶、勝利和孤島減壓瓦斯油加氫裂化所得的窄餾分(沸點為65 132°C )的芳烴潛含量， 以石蠟基的大慶油最低為45%，以中間基的勝利油居中為53%，而以環烷基的孤島油最高 為 61%。我國催化重整裝置在最近幾年得到了較大的發展，一些煉廠面臨重整原料不足的 局面，而原料來源不足成為制約我國催化重整技術發展的一個主要因素。我國的一次能源 結構決定了煤炭直接液化生產油品符合我國能源可持續發展戰略。煤炭直接液化生產的液 化油包括輕質液化油品和重質液化油品，把輕質液化油作為催化重整的原料來擴大催化重 整原料的來源是非常有意義的。但由煤炭直接液化生產的液化油保留了液化原料煤的一些 性質特點，如氮、氧雜原子含量高，對于輕質液化油品由于含有較高的氮、氧等雜質，存在少 量的機械雜質，如細小的煤屑等，作為催化重整進料時質量較差，因此需要進一步處理。歐洲專利申請EP0203240公布了一種改善煤液化工藝提高石腦油產率的方法。該 方法是將煤和合適的溶劑配成的油煤漿液化生成的產品分為氣體產品、液體產品和固體產 品，并進一步將液化產品分為石腦油餾分、溶劑餾分和減壓瓦斯油餾分；一部分溶劑餾分和 一部分減壓瓦斯油餾分的混合物先后進入加氫處理反應器、加氫裂化反應器，得到石腦油 餾分和溶劑餾分，從而提高石腦油的產率。該方法只是提高了石腦油的產率，并沒有提供對 于石腦油進行進一步處理的方法。中國專利申請公開CN 1912062A公布了一種用石油二次加工汽油生產催化重整 原料的方法，首先將二次加工汽油切割為輕質汽油餾分、中質汽油餾分和重質汽油餾分；中 質汽油餾分和氫氣一起進入第一加氫反應器，在加氫精制催化劑作用下進行反應，反應流 出物不經分離直接與直餾石腦油混合后進入第二加氫反應器，在加氫精制催化劑的作用下進行反應，生成的反應流出物進行冷卻、分離，分離出的液體進入蒸餾脫水塔，經脫除雜質 后得到石腦油。該方法主要是將二次加工汽油中的烯烴飽和，并脫除硫氮等雜質，可為催 化重整提供硫、氮含量均合格的原料，但原料的芳烴潛含量往往不高。與石油基石腦油(直餾石腦油和加氫裂化石腦油)相比，煤基石腦油有其自身的 特點，煤基石腦油的芳烴潛含量高，是催化重整的良好原料，但同時其硫、氮含量很高，通常 都在1000 μ g/g以上，因而是不合格的催化重整原料。而上述公開的專利技術都沒有提及 如何才能將煤基石腦油轉化為用于催化重整的合格原料。因此，為了克服上述缺陷，需要提供一種適用于從煤炭直接液化的粗液化油品生 產高芳香烴潛含量的石腦油的方法，以便將由該方法獲得的高芳香烴潛含量的石腦油作為 催化重整生產芳烴的原料。

發明內容
本發明的目的是在現有技術的基礎上提供一種由煤炭直接液化獲得的粗液化油 品生產高芳香烴潛含量的石腦油，以便作為催化重整生產芳烴的原料。為此，本發明提供了一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油的生產方 法，包括以下步驟a)加氫步驟將煤直接液化生產的全餾分油與氫氣混合，其混合后一起從膨脹床 下部進入膨脹床加氫處理反應器，與加氫處理催化劑接觸以發生加氫反應，將流出膨脹床 加氫處理反應器出口的物流經分離、分餾后，得到輕質餾分油、中質餾分和重質餾分油；以 及b)深度加氫精制步驟將步驟a)得到的輕質餾分油、中質餾分油混合后，再與氫 氣混合，然后一起進入固定床深度加氫精制反應器，與加氫精制催化劑接觸，以發生化學 反應，將流出固定床深度加氫精制反應器出口的物流經分離、分餾后，得到符合催化重整進 料要求的高芳香烴潛含量的石腦油餾分。優選地，步驟a)的氫氣由新鮮氫氣和來自加氫處理反應器系統的循環氫構成，步 驟b)的氫氣由新鮮氫氣和來自深度加氫精制反應器系統的循環氫構成。更優選地，步驟a) 的氫氣主要為來自加氫處理反應器系統的循環氫；步驟b)的氫氣也主要為來自深度加氫 精制反應器系統的循環氫。更優選地，步驟a)中的來自加氫處理反應器系統的循環氫的的氫濃度為90 95%。步驟b)中的來自加氫處理反應器系統的循環氫的氫濃度為92 96%。優選地，用于催化重整原料的石腦油源自煤炭直接液化生產的液化油，而非石油。優選地，步驟a)的加氫處理反應器的反應條件為氫分壓6. 0 30. OMPa,反應 溫度300 430°C，液時空速0. 6 31Γ1，氫氣與全餾分液化油的氣液體積進料比900 1200 INm3Ai3;而步驟b)的深度加氫精制反應器的反應條件為氫分壓6.0 20. OMPa， 反應溫度300 460°C，液時空速0. 2 41Γ1，氫氣與輕質餾分油、中質餾分油的氣液體積進 料比 900 1200 INmVm30更優選地，步驟a)的加氫處理反應器的反應條件為氫分壓10. 0 20. OMPa,反 應溫度330 400°C，液時空速0. 5 31Γ1，氫氣與全餾分液化油的氣液體積進料比900 1200 INmVm3 ；而步驟b)的深度加氫精制反應器的反應條件為氫分壓10. 0 18. OMPa,反應溫度350 420°C，液時空速0. 6 31Γ1，氫氣與輕質餾分油、中質餾分油的氣液體積進 料比 900 1200 INmVm30優選地，步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的加氫處理催化劑以無定型氧 化鋁或氧化硅為載體，其上負載金屬組分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬組分，其中 VIB族金屬選自W或Mo，VIII族金屬選自Co或Ni ；步驟b)的深度加氫精制反應器所使用 的深度加氫精制催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其上負載金屬組分，金屬組分為 VIB族或者是VIII族金屬組分，其中VIB族金屬選自W或Mo，VIII族金屬選自Co或Ni，其 中深度加氫精制反應器包括了 2 4個催化劑床層。優選地，步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的加氫處理催化劑的膨脹比為 20 40%，更優選催化劑的膨脹比為25 35%，最優選催化劑的膨脹比為約30%。更優選地，步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的加氫處理催化劑選自法國 AXENS生產的HTS系列催化劑、中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的RS-1000催 化劑。最優選地，步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的加氫處理催化劑為法國 AXENS生產的HTS-358，為Ni-Mo型負載催化劑。另一種優選的加氫處理催化劑為中國石油 化工股份有限公司催化劑分公司生產的RS-1000催化劑。更優選地，步驟b)的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫精制催化劑包括2 3個催化劑床層，步驟b)的深度加氫精制反應器(25)所使用的深度加氫精制催化劑選自 中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的RN系列催化劑、FF系列催化劑、ΠΙ系列 催化劑，大慶石化公司研究院生產的DZ系列，如RN-1、RN-2、RNC-2、RN-IOB, RN-22、RN-32、 RN-32V、DZ-I、DZ-1A、DZ-10D、DZ-10G 催化劑。最優選地，步驟b)的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫精制催化劑包括3個 催化劑床層，步驟b)的深度加氫精制反應器(25)所使用的深度加氫精制催化劑選自中國 石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的催化劑RN-2、RNC-2和RN-32。優選地，步驟a)中，包括液化輕油和液化餾分油的全餾份油與氫氣的混合物進入 膨脹床加氫處理反應器的入口溫度根據液化輕油、液化餾分油與氫氣之間的進料比例而不 同，可以在250 300°C之間；步驟a)中得到加氫產物流出膨脹床加氫處理反應器出口的 溫度根據液化輕油、液化餾分油與氫氣之間的進料比例而不同，可以在300 390°C之間。優選地，步驟b)中，氫氣與輕質餾分油、中質餾分油的混合物進入固定床加氫精 制反應器的入口溫度根據輕質餾分油和中質餾分油與氫氣之間的進料比例而不同，可以在 300 380°C之間；步驟b)中得到加氫產物流出固定床加氫精制反應器出口的溫度根據輕 質餾分油和中質餾分油與氫氣之間的進料比例而不同，可以在330 400°C之間。本發明的另一方面，提供了 一種由本發明的方法獲得的煤基高芳香烴潛含量石腦 油。優選地，其中石腦油的芳香烴潛含量為60 SOwt%。本發明的又一方面，提供了 一種由本發明的方法獲得的煤基高芳香烴潛含量石腦 油用做催化重整原料的應用。優選地，該煤基高芳香烴潛含量的石腦油作為催化重整生產芳烴或高辛烷值車用 汽油的調和組分的原料。
由于本發明方法的步驟a)的液化油品的加氫處理采用了膨脹床加氫處理反應 器，使得在整個運轉期間反應器內催化劑活性穩定，反應器溫度一致。本發明的步驟a)中的加氫處理采用膨脹床反應器，采用該類型反應器具有以下 優點一、催化劑床層阻力不會增加。由于由煤直接液化生產的液化輕油、液化餾分油從膨 脹床下部進入反應器，使得由煤直接液化生產的液化餾分油帶入加氫系統中的機械雜質如 細微的煤粉顆粒等非油品在運行過程中可以借助于流體的作用使其穿過整個膨脹床催化 劑床層，而不會像固定床催化劑那樣使機械雜質聚集在油品入口的催化劑床層的表面，有 效避免了催化劑床層的堵塞，這樣在整個運轉過程中，催化劑床層的阻力可以保持恒定，不 會像固定床反應器那樣由于床層阻力增加而影響運轉周期；二、采用了膨脹床反應器，使得 反應器中的溫度分布均勻，反應器內的反應十分均勻；三、取消了冷氫系統，使得反應熱得 到充分利用，達到了節能的目的；四、取消了目前T-star工藝中采用的膨脹床加氫處理反 應器中的強制循環系統，使得其中的催化劑不再受到強制循環液流的沖擊，從而延長了催 化劑壽命，并降低了對于催化劑強度方面的要求，同時省去了一臺壓縮機，減少了設備投資 和占地，降低了成本，并使整個設備布局更緊湊。本發明提供的方法是以煤炭直接液化生產的粗液化油為原料，生產催化重整用的 特高芳香烴潛含量的石腦油，得到的石腦油芳香烴潛含量大于70%，通常石腦油芳香烴潛 含量在70% 80%之間，尤其作為催化重整原料用于生產芳烴，如苯、甲苯、二甲苯，或者 用于生產高辛烷值車用汽油的調和組分的原料。


圖1為本發明提供的生產特高芳香烴潛含量石腦油的方法的示意圖。
具體實施例方式以下提供了本發明的具體實施方式
。本領域技術人員應該理解其中實施例僅是為 了說明的目的，不應被視為以任何方式限制由權利要求所限定的本發明的范圍。在本發明的一個具體實施方式
中，提供了一種從煤炭直接液化粗液化油生產芳香 烴潛含量極高的石腦油的方法，該石腦油可以作為催化重整的進料。該方法包括粗液化油的加氫處理和深度加氫精制兩個步驟步驟a)加氫處理；加氫處理的目的是烯烴飽和、二環以上的芳香烴部分飽和、部分脫除液化油中的 氧、氮、硫等雜質，一方面為煤炭直接液化單元提供活性溶劑，另一方面為后續的深度加氫 精制過程提供原料。本發明提供的加氫處理采用膨脹床反應器，采用該類型反應器具有以下優點催化劑床層阻力不會增加；由于進料的液化輕油、液化餾分油從膨脹床下部進入反應器，使得由進料的液化 輕油、液化餾分油帶入加氫處理反應器中的機械雜質如細微的煤粉顆粒等非油品在運行過 程中可以借助于流體的作用使其分散在整個膨脹床催化劑內部，而不會像固定床催化劑那 樣使機械雜質聚集在油品入口的催化劑床層的表面，有效避免了催化劑床層的堵塞；這樣在整個運轉過程中，催化劑的活性可以保持恒定，不會像固定床反應器那樣由于床層阻力增加而影響運轉周期；本發明的反應系統取消了冷氫系統，使得反應熱得到充分利用，達到了節能的目 的；本發明的膨脹床加氫處理反應器取消了目前T-star工藝中采用的強制循環，使 得其中的催化劑不再受到強制循環液流的沖擊，從而延長了催化劑壽命，并且節省了一臺 壓縮機，減少了設備投資和占地，降低了成本，并使整個設備布局更緊湊。由于膨脹床加氫處理反應器中使用的催化劑不再受到強制循環液流的沖擊，因而 降低了其強度方面的要求，增加了可用催化劑的選擇余地，降低了催化劑的成本。在加氫處理過程中，烯烴飽和、脫氧和脫硫的反應比較容易進行，而二環以上的芳 烴飽和及脫氮的反應相對比較困難。在本過程中，二環以上芳烴飽和的程度是受到煤炭直 接液化對活性溶劑供氫性能限制的，因此本發明所采用的反應條件和催化劑要兼顧二環以 上芳香烴的飽和及煤液化油的脫氮活性，既要滿足二環以上芳香烴的飽和程度達到一定比 例，又要在此條件下將煤液化油中的氮含量降低到最低水平。本發明提供的步驟a)的加氫處理反應器的主要反應條件是氫分壓6.0 30. OMPa,反應溫度300 430°C，液時空速0. 2 41Γ1，，氫氣與全餾分液化油的氣液體積進 料比 900 1200 INmVm30本發明的膨脹床反應器所使用的加氫處理催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載 體，其上負載金屬組分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬組分；其中VIB族金屬選自W 或Mo，VIII族金屬選自Co或Ni。步驟a)的所述膨脹床加氫處理反應器(5)所使用的加氫處理催化劑選自法國 AXENS生產的HTS系列催化劑、中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的RS-1000 催化劑，尤其是法國AXENS生產的HTS-358催化劑(其為一種Ni-Mo型負載催化劑)，以及 中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的RS-1000催化劑。步驟b)深度加氫精制步驟b)_深度加氫精制的目的是對步驟加氫處理生產的原料進行進一步精 制，以降低原料中殘留的雜質，得到符合催化重整進料要求的合格石腦油產品；該步驟的原 料是步驟加氫處理生產的輕質餾分油和中質餾分油的混合油品。在本發明中，步驟b)深度加氫精制采用一個固定床反應器，在該反應器內，包括 了 2 4個催化劑床層。本發明提供的深度加氫精制反應器的主要反應條件是氫分壓6. 0 20. OMPa,反 應溫度300 460°C，液時空速0. 2 41Γ1，氫氣與輕質餾分油、中質餾分油的氣液體積進料 比 900 1200 INm3Ai3。本步驟所使用的深度加氫精制催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其上負載 金屬組分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬組分；其中VIB族金屬選自W或Mo，VIII 族金屬選自Co或Ni。本步驟所使用的深度加氫精制催化劑選自中國石油化工股份有限公司催化劑分 公司生產的RN系列餾份油加氫精制催化劑、FF系列催化劑、FH系列催化劑、大慶石化公司 研究院生產的 DZ 系列，如 RN-1、RN-2、RNC-2、RN-IOB, RN-22、RN-32、RN-32V、DZ-1、DZ-1A、 DZ-10D、DZ-10G催化劑。尤其是RNC-2催化劑。
本發明通過步驟b)的深度加氫精制將步驟a)得到的不適合作為煤直接液化溶劑 的輕質餾分油、中質餾分油進行進一步的飽和并進一步脫除其中的硫、氮、氧的雜質含量， 使得最終流出固定床深度加氫精制反應器出口的物流經分離、分餾后，得到了符合催化重 整進料要求的高芳香烴潛含量的石腦油餾分。在一個具體實施方式
中，提供了一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油 的生產方法，包括以下步驟a)加氫步驟將煤直接液化生產的全餾分油與氫氣混合，其混合后一起從膨脹床 下部進入的膨脹床加氫處理反應器，與加氫處理催化劑接觸以發生加氫反應，將流出膨脹 床加氫處理反應器出口的物流經分離、分餾后，得到輕質餾分油、中質餾分和重質餾分油； 以及b)深度加氫精制步驟將步驟a)得到的輕質餾分油、中質餾分油混合后，再與氫 氣混合，然后一起進入固定床深度加氫精制反應器，與加氫精制催化劑接觸，發生一系列化 學反應，將流出所述固定床深度加氫精制反應器出口的物流經分離、分餾后，得到符合催化 重整進料要求的高芳香烴潛含量的石腦油餾分。在一優選實施方式中，本發明方法的用于催化重整原料的石腦油源自煤炭直接液 化生產的液化油，而非石油。在一優選實施方式中，步驟a)的氫氣由新鮮氫氣和來自加氫處理反應器系統的 循環氫構成，步驟b)的氫氣由新鮮氫氣和來自深度加氫精制反應器系統的循環氫構成。在一更優選實施方式中，步驟a)的氫氣主要為來自加氫處理反應器系統的循環 氫；步驟b)的氫氣也主要為來自深度加氫精制反應器系統的循環氫。在一更優選實施方式中，步驟a)中的來自加氫處理反應器系統的循環氫的氫濃 度為90 95%，更優選為92%。步驟b)中的來自加氫處理反應器系統的循環氫的氫濃度 為92 96%，更優選為95%。在一優選實施方式中，本發明方法的步驟a)的加氫處理反應器的反應條件為氫 分壓6. 0 30. OMPa,反應溫度300 430°C，液時空速0. 2 41Γ1，氫氣與全餾分液化油的 氣液體積進料比900 1200 INm3Ai3;而步驟b)的深度加氫精制反應器的反應條件為 氫分壓6. 0 20. OMPa,反應溫度300 460°C，液時空速0. 2 41Γ1，氫氣與輕質餾分油和 中質餾分油的氣液體積進料比900 1200 lNm3/m3。在一更優選實施方式中，步驟a)的加氫處理反應器的反應條件為氫分壓10. 0 20. OMPa,反應溫度330 400°C，液時空速0. 5 31Γ1，氫氣與全餾分液化油的氣液體積 進料比900 1200 INm3Ai3;而步驟b)的深度加氫精制反應器的反應條件為氫分壓 10. 0 18. OMPa,反應溫度350 420°C，液時空速0. 6 31Γ1，氫氣與輕質餾分油和中質餾 分油的氣液體積進料比900 1200 INmVm30在一優選實施方式中，本發明方法的步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的 加氫處理催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其上負載金屬組分，金屬組分為VIB族 或者是VIII族金屬組分，其中VIB族金屬選自W或Mo，VIII族金屬選自Co或Ni ；步驟b) 的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫精制催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其 上負載金屬組分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬組分，其中VIB族金屬選自W或Mo， VIII族金屬選自Co或Ni，其中深度加氫精制反應器包括了 2 4個催化劑床層。
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在一優選實施方式中，本發明方法的步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的 加氫處理催化劑的膨脹比為20 40%，更優選催化劑的膨脹比為25 35%，最優選催化 劑的膨脹比為約30%。在一優選實施方式中，步驟a)的膨脹床加氫處理反應器所使用的加氫處理催化 劑選自法國AXENS生產的HTS系列催化劑、中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產 的RS-1000催化劑；步驟b)所使用的深度加氫精制催化劑選自中國石油化工股份有限公司 催化劑分公司生產的RN系列催化劑、FF系列催化劑、FH系列催化劑，大慶石化公司研究院 生產的 DZ 系列，如 RN-1、RN-2、RNC-2、RN-1OB、RN-2 2、RN-3 2、RN-3 2V、DZ-1、DZ-1A、DZ-1OD、 DZ-10G催化劑。在一更優選實施方式中，本發明方法的步驟b)的所述深度加氫精制反應器所使 用的深度加氫精制催化劑包括2 3個催化劑床層。步驟b)的深度加氫精制反應器所使用 的深度加氫精制催化劑選自中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的催化劑RN-2、 RNC-2 和 RN-32。在一進一步優選實施方式中，步驟b)的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫 精制催化劑包括3個催化劑床層，步驟b)的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫精制催 化劑選自中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的催化劑RN-2、RNC-2和RN-32。在 一最優選實施方式中，步驟b)的深度加氫精制反應器所使用的深度加氫精制催化劑為中 國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產的RNC-2催化劑。在一優選實施方式中，步驟a)中，液化輕油、液化餾分油與氫氣的混合物進入膨 脹床加氫處理反應器的入口溫度根據液化輕油、液化餾分油與氫氣之間的進料比例而不 同，可以在250 300°C，尤其是在280°C左右；步驟a)中得到加氫產物流出膨脹床加氫 處理反應器出口的溫度根據液化輕油、液化餾分油與氫氣之間的進料比例而不同，可以在 300 390°C之間，尤其是在380°C左右。在一優選實施方式中，步驟b)中，氫氣與輕質餾分油和中質餾分油的混合物進入 固定床加氫精制反應器的入口溫度根據輕質餾分油和中質餾分油與氫氣之間的進料比例 而不同，可以在300 380°C之間，尤其在320°C左右；步驟b)中得到加氫產物流出固定床 加氫精制反應器出口的溫度根據輕質餾分油和中質餾分油與氫氣之間的進料比例而不同， 可以在330 400°C之間，尤其在350°C左右。本發明的另一具體實施方式
中，提供了一種由本發明的方法獲得的煤基高芳香烴 潛含量石腦油。其中石腦油的芳香烴潛含量為60 80wt%。本發明的又一具體實施方式
中，提供了一種由本發明的方法獲得的煤基高芳香烴 潛含量石腦油用做催化重整原料的應用。該煤基高芳香烴潛含量的石腦油尤其適合作為催 化重整生產芳烴或高辛烷值車用汽油的調和組分的原料。在一優選實施方式中，本發明方法的或的所述煤基高芳香烴潛含量的石腦油作為 催化重整生產芳烴的原料。本發明提供的方法是以煤炭直接液化生產的粗液化油為原料，生產催化重整用的 特高芳香烴潛含量的石腦油，得到的石腦油芳香烴潛含量大于70%，通常石腦油芳香烴潛 含量在70% 80%之間，尤其作為催化重整原料用于生產芳烴，如苯、甲苯、二甲苯，或者 用于生產高辛烷值車用汽油的調和組分的原料。
下面結合圖1和實施例，對本發明提供的生產特高芳香烴潛含量石腦油的方法的 具體加工流程詳細描述如下，其僅是為了對本發明予以進一步的說明，并不因此限制本方法。圖1是本發明提供的一種從煤炭直接液化粗油生產適合于催化重整進料的芳香 烴潛含量極高的石腦油的方法的示意圖，圖中省略了部分設備，例如加熱爐、泵、換熱器、空 冷器、塔、閥門、儲罐等。將煤炭直接液化得到的輕質油和重質油的混合液化全餾份粗油經由第一管道1 進入第一泵2升壓后，與來自第二管道3的新鮮氫氣和來自第三管道4的循環氫混合并加 熱后，一同進入膨脹加氫處理反應器5的底部，膨脹加氫處理反應器5的進口溫度為250 300 0C，催化劑膨脹率為20 40%，一般在25 35%，優選在約30%。膨脹加氫處理反應 器5內部的氫分壓為6. 0 30. OMPa,反應溫度為300 430°C，進料的混合液化的全餾份 粗油的液時空速為。^ 處―1。由膨脹加氫處理反應器5的頂部出來的反應物料經第四管道9進入第一高壓分離 器10進行氣體和液體分離；將分離出的氣體送第一離心壓縮機11升壓后送到加氫反應系 統循環利用，第一高壓分離器10下部的液體經第五管道12進入第一低壓分離器13繼續分罔。將第一低壓分離器13上部的氣體經第六管道14引出，下部的液體經第七管道15 進入第一分餾塔16進行分離；第一分餾塔16頂部的輕餾分經第八管線17引出，輕餾分經 冷卻后進入第一分離罐18，第一分離罐18上部的氣體經第九管道19引出，第一分離罐18 下部的輕餾分液體經第十管道20引出，與第一分餾塔16中部引出的中間餾分油21 —起混 合后，作為步驟b)深度加氫精制的原料；將第一分餾塔16底部的液體經第十二管道22引 出，輸送至煤炭直接液化裝置(未示出)作為活性溶劑使用。將來自第一分餾塔16中部出口的混合油品(中質餾分)經第十一管道21引出， 并經第二泵23升壓后，與來自第二管道3的新鮮氫氣和來自第十五管道24的循環氫混合 并加熱后，一同進入深度加氫精制反應器25的頂部。深度加氫精制反應器25為三段式固 定床反應器。由深度加氫精制反應器25底部出來的反應物料經第十六管道26進入第二高壓分 離器27進行氣體和液體分離，分離出的氣體送第二離心壓縮機28升壓后送到深度加氫精 制反應系統循環利用，第二高壓分離器27下部的液體經第十七管道29進入第二低壓分離 器30繼續分離。第二低壓分離器30上部的氣體經第十八管道31引出。第二低壓分離器30下部的液體經第二十管道32進入第二分餾塔33進行分離。第二分餾塔33中部的液體經第二十一管道34引出作為煤油產品送出。第二分餾塔33底部的液體經第二十二管道35引出作為柴油送出。第二分餾塔33頂部的輕餾分經第二十三管線36引出經冷卻后進入第二分離罐 37。將第二分離罐37上部的氣體經第二十五管道38引出。將第二分離罐37下部的 石腦油產品39經第二十六管道38引出，作為催化重整的原料。本發明提供的方法是以煤炭直接液化的粗液化油為原料，來生產適合于催化重整 進料的極高芳香烴潛含量的石腦油，得到的石腦油的硫含量、氮含量均小于0.5 μ g/g，石腦油的芳香烴潛含量通常大于70wt %，甚至能達到約SOwt %。經過本發明的上述由煤炭直接 液化的粗油生產適合于催化重整進料的芳香烴潛含量極高的石腦油的方法得到的產物中 的硫、氮雜質含量低、芳香烴潛含量高，是優質的催化重整原料。由本發明的方法制備的芳 香烴潛含量極高的石腦油進行催化重整處理后能夠制備苯、甲苯、二甲苯、和高辛烷值車用 汽油的調和組分。本實施例中所使用的煤炭直接液化的粗液化油的性質列于表1中；加氫處理步驟 a)的反應條件列于表2中；經加氫處理步驟a)獲得的輕餾分、中間餾分油的性質分別列于 表3、表4中；在深度加氫精制步驟b)中所使用的原料油的性質列于表5中；深度加氫精制 步驟b)的反應條件列于表6中，經深度加氫精制步驟b)所生產的石腦油的性質列于表7 中。表1用于加氫處理步驟a)的原料油性質 表2加氫處理步驟a)的反應條件
*催化劑體積空速Of1)=液體進料體積/ (催化劑體積·單位時間)表3經加氫處理步驟a)獲得的輕餾分產品性質 表4經加氫處理步驟a)獲得的中間餾分產品性質
表5用于深度加氫精制步驟b)的原料油性質 表6深度加氫精制步驟b)的反應條件
*催化劑體積空速Of1)=液體進料體積/ (催化劑體積·單位時間)表7經深度加氫精制步驟b)獲得的石腦油產品性質 由表1可以看出，由煤炭直接液化得到的粗液化油的氧、氮含量很高。表3 4的 數據表明，由煤炭直接液化得到的粗液化油品經步驟a)的加氫處理后，其中氧含量和氮含 量大幅度降低，達到了加氫處理的目的。表8的數據表明，經過步驟b)的深度加氫精制處 理后，石腦油中的硫含量、氮含量均小于0. 5μ g/g，石腦油的芳香烴潛含量大于70%，是優 質的催化重整用于制備芳烴的原料。通過本發明提供的以煤炭直接液化的粗液化油為原料，生產適合于催化重整進料 的極高芳香烴潛含量的石腦油的方法所獲得的石腦油的硫含量、氮含量均小于0.5 μ g/g， 石腦油的芳香烴潛含量大于70wt %，通常在70 SOwt %，甚至能達到約SOwt %。經過本發 明的上述由煤炭直接液化的粗油生產適合于催化重整進料的芳香烴潛含量極高的石腦油 的方法得到的產物中的硫、氮雜質含量低、芳香烴潛含量高，是優質的催化重整原料。由本 發明的方法制備的芳香烴潛含量極高的石腦油進行催化重整處理后能夠制備如苯、甲苯、 二甲苯的芳烴、和高標號汽油的調和組分。以下為圖1中的附圖標記的說明
1第一管道；
2第一泵；
3第二.管道；新鮮氫氣；
4第三.管道；循環氫；
9第四管道；
10第一高壓分離器；高壓分離
11第一離心壓縮機；
12第五.管道；
13第一低壓分離器；低壓分離
14第六管道；15第七管道；16第一分餾塔；分餾；17第八管線；輕質餾分油；18第一分離罐；19第九管道；20第十管道；21第十一管道；中間餾分油；中質餾分；22第十二管道；重質餾分油；23第二泵；24第十五管道；25(固定床)深度加氫精制反應器；26第十六管道；27第二高壓分離器；高壓分離28第二離心壓縮機；29第十七管道；30第二低壓分離器；低壓分離31第十八管道；32第二十管道；33第二分餾塔；分餾34第二十一管道；煤油產品；35第二十二管道；柴油；36第二十三管線；37第二分離罐；石腦油產品；38第二十五管道；39石腦油餾分。以上所述僅為本發明的優選實施例，其并不用于限制本發明，對于本領域的技術 人員來說，本發明可以有各種更改和變化。凡在本發明的精神和原則之內，所作的任何修 改、等同替換、改進等，均應包含在本發明的保護范圍之內。
權利要求
一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油的生產方法，其特征在于，該方法包括以下步驟a)加氫步驟將煤直接液化生產的全餾分液化油與氫氣(3、4)混合，混合后一起從膨脹床下部進入膨脹床加氫處理反應器(5)，與加氫處理催化劑接觸以發生加氫反應，將流出所述膨脹床加氫處理反應器(5)出口的物流經分離(10、13)、分餾(16)后，得到輕質餾分油(17)、中質餾分(21)和重質餾分油(22)；以及b)深度加氫精制步驟將步驟a)得到的所述輕質餾分油(17)、所述中質餾分油(21)混合后，再與氫氣(3、24)混合，然后一起進入固定床深度加氫精制反應器(25)，與加氫精制催化劑接觸以發生化學反應，將流出所述固定床深度加氫精制反應器(5)出口的物流經分離(27、30)、分餾(33)后，得到符合催化重整進料要求的高芳香烴潛含量的石腦油餾分(39)。
2.根據權利要求1所述的方法，其特征在于，用于催化重整原料的石腦油源自煤炭直 接液化生產的液化油。
3.根據權利要求1所述的方法，其特征在于，步驟a)的所述膨脹床加氫處理反應器 (5)的反應條件為氫分壓6. 0 30. OMPa,反應溫度300 430°C，液時空速0. 2 41Γ1，氫 氣與所述全餾分液化油的氣液體積進料比900 1200 INm3Ai3;而步驟b)的所述深度加 氫精制反應器(25)的反應條件為氫分壓6. 0 20. OMPa,反應溫度300 460°C，液時空 速0.2 41Γ1，氫氣與所述輕質餾分油(17)、所述中質餾分油(21)的氣液體積進料比900 1200 INm3Ai3。
4.根據權利要求1 3任一項所述的方法，其特征在于，步驟a)的所述膨脹床加氫處 理反應器(5)所使用的加氫處理催化劑以無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其上負載金屬組 分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬組分，其中VIB族金屬選自W或Mo，VIII族金屬 選自Co或Ni ；步驟b)的所述深度加氫精制反應器(25)所使用的深度加氫精制催化劑以 無定型氧化鋁或氧化硅為載體，其上負載金屬組分，金屬組分為VIB族或者是VIII族金屬 組分，其中VIB族金屬選自W或Mo，VIII族金屬選自Co或Ni，其中所述深度加氫精制反應 器(25)包括了 2 4個催化劑床層。
5.根據權利要求1 3任一項所述的方法，其特征在于，步驟a)的所述膨脹床加氫處 理反應器(5)所使用的加氫處理催化劑的膨脹比為20 40%，優選為25 35%，最優選 為約30%。
6.根據權利要求4所述的方法，其特征在于，步驟a)的所述膨脹床加氫處理反應器 (5)所使用的加氫處理催化劑選自法國AXENS生產的HTS系列催化劑、中國石油化工股份有 限公司催化劑分公司生產的RS-1000催化劑。
7.根據權利要求4所述的方法，其特征在于，步驟b)的所述深度加氫精制反應器(25) 所使用的深度加氫精制催化劑包括2 3個催化劑床層，步驟b)的所述深度加氫精制反應 器(25)所使用的深度加氫精制催化劑選自中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產 的RN系列餾份油加氫精制催化劑、FF系列催化劑、FH系列催化劑、大慶石化公司研究院生 產的DZ系列催化劑。
8.根據權利要求1 7任一項所述的方法獲得的煤基高芳香烴潛含量石腦油。
9.根據權利要求8所述的煤基高芳香烴潛含量石腦油，其中所述石腦油的芳香烴潛含量為60 80wt%。
10.根據權利要求1 7任一項所述的方法獲得的或權利要求8或9所述的煤基高芳 香烴潛含量石腦油用做催化重整原料的應用。
11.根據權利要求10所述的應用，其中所述石腦油的芳香烴潛含量為60 80wt%。
12.根據權利要求10或11所述的應用，其特征在于，所述煤基高芳香烴潛含量的石腦 油作為催化重整原料用于生產芳烴或高辛烷值車用汽油的調和組分。
全文摘要
本發明涉及一種用于催化重整的煤基高芳香烴潛含量石腦油的生產方法及應用，該方法包括a)加氫步驟將煤直接液化生產的全餾分液化油與氫氣混合，混合后進入膨脹床加氫處理反應器，與加氫處理催化劑接觸以發生加氫反應，將流出膨脹床加氫處理反應器出口的物流經分離、分餾后，得到輕質餾分油、中質餾分和重質餾分油；和b)深度加氫精制步驟將步驟a)得到的輕質餾分油、中質餾分油混合后，與氫氣混合，一起進入固定床深度加氫精制反應器，與加氫精制催化劑接觸以發生化學反應，將流出固定床深度加氫精制反應器出口的物流經分離、分餾后，得到符合催化重整進料要求的高芳香烴潛含量的石腦油餾分，并延長催化劑使用壽命。
文檔編號C10G67/02GK101892078SQ201010218009
公開日2010年11月24日 申請日期2010年6月24日 優先權日2010年6月24日
發明者吳秀章, 張繼明, 李麗, 石玉林, 舒歌平 申請人:神華集團有限責任公司;中國神華煤制油化工有限公司