一種噴氣燃料的加氫生產方法
【技術領域】
[0001] 本發明涉及一種噴氣燃料的加氫生產方法，具體地，涉及一種在氫氣存在下處理 烴油以生產噴氣燃料的方法。
【背景技術】
[0002] 高密度噴氣燃料又稱大比重航煤，是一類具有高密度（一般為0.835g/cm3以 上）、高體積熱值（一般為35. 8MJ/m3以上）的噴氣燃料。與普通的噴氣燃料（密度一般 為0. 77-0. 81g/cm3)相比，高密度噴氣燃料可以提高燃料單位體積的熱值，在燃料箱容積 一定時，可以有效增加燃料箱攜帶燃料的能量，是航天飛行器高航速、遠航程飛行的重要保 障。例如：密度為845kg/m3 (體積發熱量約為36X103MJ/m3)的燃料與密度為780kg/m3 (體 積發熱量約為33X103MJ/m3)的燃料相比，在同樣載油體積條件下可使飛行器多載約9 %的 能量。
[0003] 因此，開發高密度噴氣燃料成為研究熱點之一。
[0004] CN102304387B公開了一種煤基高密度噴氣燃料的生產方法，該方法包括以下步 驟：來自煤直接液化過程的煤化輕油和液化餾分油進入帶強制內循環的膨脹床加氫處理反 應器，與氫氣、加氫處理催化劑接觸，膨脹床加氫處理反應器的出口物流經分離、分餾后，得 到輕質餾分油、中質餾分油和重質餾分油；輕質餾分油和中質餾分油混合后進入深度加氫 精制固定床反應器，與氫氣、加氫精制催化劑接觸、反應，深度加氫精制固定床反應器出口 物流經分離、分餾后，得到高密度噴氣燃料；其中，在所述加氫處理反應器內部的上方設置 有液體收集杯，所收集的液體經管道輸送并經強制循環泵升壓后再送入所述加氫處理反應 器的底部。CN102304387B公開的方法在對進料進行加氫處理時，先后在膨脹床加氫處理反 應器和固定床反應器中進行，增加了工藝的復雜性。
[0005] US4875992公開了一種從稠環芳烴和氫化芳烴原料生產大比重航煤的方法。該方 法中原料為富含二環芳烴和二環氫化芳烴的油。原料首先進入第一段進行脫硫和脫氮反 應，產物進入第二段進行選擇性加氫飽和二環芳烴和二環氫化芳烴生成環烷烴，且生成盡 量少的低分子烴類。得到的大比重航煤比重指數（ΑΡΓ)在25° -35°之間，芳烴含量小 于50%。但是，該方法對原料要求較為苛刻，要求原料的餾分范圍在350°F-700°F，同時 原料中含有60重量％以上的二環芳烴和二環氫化芳烴。
【發明內容】
[0006] 本發明的目的在于克服現有的生產高密度噴氣燃料的方法對原料和/設備要求 高的技術問題，提供一種噴氣燃料的加氫生產方法，該方法工藝流程簡潔，對設備和原料要 求不高，即使是在常規的固定床反應器上，采用如催化裂化柴油的劣質原料油作為進料，也 能獲得高密度噴氣燃料。
[0007] 本發明提供了一種噴氣燃料的加氫生產方法，該方法包括以下步驟：
[0008] (1)在加氫精制反應條件下，使原料油和氫氣與加氫精制催化劑接觸；
[0009] (2)從步驟⑴得到的流出物中分離出氣相物流，得到液相物流；
[0010] (3)將所述液相物流和氫氣與加氫裂化催化劑在加氫裂化反應條件下接觸；
[0011] (4)從步驟（3)得到的流出物中分離出噴氣燃料；
[0012] 其中，所述原料油的芳烴含量為40重量％以上；
[0013] 步驟⑴中，所述加氫精制反應條件使得原料油中雙環芳烴的飽和率為45-85%， 步驟（3)中，所述加氫裂化反應條件使得所述液相物流中單環芳烴的飽和率為60-95%。
[0014] 根據本發明的方法具有如下優點。
[0015] (1)采用本發明的方法可以生產符合GJB16036號噴氣燃料標準的高密度噴氣燃 料，其密度達到〇. 835g/cm3以上，重量熱值達到或超過42. 9MJ/kg。
[0016] (2)采用本發明的方法生產的噴氣燃料，雙環以上芳烴含量極低，降低了發動機的 積炭速率，可以有效地延長發動機壽命。同時，采用本發明的方法生產的噴氣燃料，硫含量 和氮含量低，減少了環境污染物的量。
[0017] (3)催化裂化柴油是一種劣質柴油餾分，其硫氮雜質含量高，十六烷值低；并且， 催化裂化柴油如果采用加氫改質工藝來生產清潔柴油產品，一方面氫耗高，經濟效益低；另 一方面產品的十六烷值只能提高至40-45左右，密度只能降低至0. 86-0. 88g/cm3,仍然只能 作為柴油調和組分。本發明提供的方法即使采用催化裂化柴油作為原料，也能夠生產高密 度噴氣燃料，為低價值的催化裂化柴油生產高價值產品提供了一種新的工藝技術路線。
[0018] (4)本發明的方法將加氫精制生成油進行分離，以除去加氫精制過程中生成的如 硫化氫和氨的雜質后，再與加氫裂化催化劑接觸反應，能有效地保護加氫裂化催化劑的催 化活性，使其具有較長的單程使用壽命。因此，本發明的方法特別適用于以硫氮含量高的原 料油作為進料的場合。
【附圖說明】
[0019] 附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的具 體實施方式一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。
[0020] 圖1用于說明本發明的生產噴氣燃料的方法的一種實施方式。
[0021] 附圖標記說明
[0022] 1 :原料油 2 :換熱器
[0023] 3 :加熱爐 4 :第一加氫反應區
[0024] 5 :第二加氫反應區 6 :第二加氫反應區的流出物
[0025] 7 :換熱后加氫進料 8 :分離單元
[0026] 9:富氫氣體 10:液相組分
[0027] 11:分餾單元 12:氣體產物
[0028] 13 :石腦油餾分 14 :噴氣燃料餾分
[0029] 15 :柴油餾分 16 :純化單元
[0030]17:循環氫壓縮系統 18:循環氫
[0031] 19 :補充氫 20 :分離單元
[0032] 21 :氣相物流 22 :液相物流
[0033] 23 :汽提介質
【具體實施方式】
[0034] 本發明提供了一種噴氣燃料的加氫生產方法，該方法包括以下步驟：
[0035] (1)在加氫精制反應條件下，使原料油和氫氣與加氫精制催化劑接觸；
[0036] (2)從步驟⑴得到的流出物中分離出氣相物流，得到液相物流；
[0037] (3)將所述液相物流和氫氣與加氫裂化催化劑在加氫裂化反應條件下接觸；
[0038] (4)從步驟（3)得到的流出物中分離出噴氣燃料。
[0039] 根據本發明的方法，所述原料油的芳烴含量為40重量％以上。所述"芳烴含量"為 原料油中單環芳烴、雙環及以上芳烴的總含量。所述原料油的芳烴含量為一般為40-90重 量％。優選地，所述原料油的芳烴含量為60重量％以上。根據本發明的方法，所述原料油 中，以芳烴的總量為基準，單環芳烴的含量優選為20-40重量％。根據本發明的方法，所述 原料油中，環烷烴和芳烴的總含量一般為60重量％以上，優選為60-95重量％。更優選地， 所述原料油中，環烷烴和芳烴的總含量為70重量％以上。
[0040] 所述原料油的密度一般為0. 9-0. 99g/cm3。優選地，所述原料油的密度為0. 92g/ cm3以上。更優選地，所述原料油的密度為0. 93g/cm3以上。
[0041] 所述原料油的初餾點一般為l〇〇°C以上，優選為150°C以上，更優選為180°C以上。 所述原料油的終餾點一般為410°C以下，優選為400°C以下，更優選為380°C以下。原料油的 初餾點和終餾點采用ASTMD-86中規定的方法測定。
[0042] 根據本發明的方法，對于原料油中的硫氮含量沒有特別限制。本發明的方法特別 適于以硫氮含量較高（尤其是氮含量較高）的原料油作為進料的場合。
[0043] 根據本發明的方法，所述原料油可以為催化裂化柴油。根據本發明的方法，所述原 料油還可以為催化裂化柴油和摻煉油的混合油，所述摻煉油可以為催化裂化重循環油、煤 焦油和煤液化油中的一種或多種。所述混合油的組成以能夠使得該混合油的芳烴含量以及 環烷烴和芳烴的總含量滿足前文所述要求為準。一般地，以所述混合油的總量為基準，所述 催化裂化柴油的含量可以為30-90重量％，優選為60-90重量％。
[0044] 所述催化裂化柴油可以是常規催化裂化工藝得到的柴油餾分。根據本發明的方 法，所述催化裂化柴油更優選為高苛刻度催化裂化工藝得到的催化裂化柴油，如多產異構 烷烴的催化裂化工藝（即，MIP工藝）和/或深度催化裂解工藝（即，DCC工藝）得到的催 化裂化柴油。
[0045] 所述加氫精制催化劑可以為具有芳烴飽和、加氫脫硫和加氫脫氮催化活性的催化 劑，可以為貴金屬催化劑，也可以為非貴金屬催化劑。優選地，所述加氫精制催化劑為非貴 金屬催化劑。
[0046] 具體地，所述加氫精制催化劑可以含有載體以及負載在所述載體上的第VIB族金 屬組分和第VIII族金屬組分。以加氫精制催化劑的總量為基準并以氧化物計，所述第VIB 族金屬組分的含量可以為5-50重量％，優選為7-35重量％ ;所述第VIII族金屬組分的含 量可以為