一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法

摘要

本发明公开了一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法。原料油与氢气混合依次通过加氢精制和加氢裂化反应区，其中加氢裂化反应区包括至少两种加氢裂化催化剂，上游装填催化剂I，下游装填催化剂II；其中催化剂I含改性Y分子筛15～50wt%，催化剂II含改性Y分子筛3～25wt%，催化剂I中改性Y分子筛的含量较催化剂II中改性Y分子筛含量高10～25wt%。催化剂I具有较强的芳烃转化能力，能够将原料中重组分的芳烃转化为更小的分子，并分布到重石脑油馏分和航煤馏分中；催化剂II具有较强的烷烃裂化能力，二者协同作用，明显改善了产品质量，特别是提高了航煤馏分的烟点，降低了尾油的BMCI值。

权利要求

1.一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法，包括如下内容：

原料油与氢气混合后，依次通过加氢预精制反应区和加氢裂化反应区，反应流出物经分离和分馏得到各种产品；其中加氢裂化反应区包括至少两种加氢裂化催化剂，按照与反应物料的接触顺序，加氢裂化反应区的上游催化剂床层装填加氢裂化催化剂I，下游催化剂床层装填加氢裂化催化剂II；催化剂I和催化剂II均含有改性Y分子筛，所述加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的含量为15～50wt%，所述加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的含量为3～25wt%，其中加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的含量较加氢裂化催化剂II中的改性Y分子筛含量高10～25wt%；

所述的加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的晶胞常数为2.435～2.445nm，SiO2/Al2O3摩尔比为5～70，相对结晶度为90～130%；所述的加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的晶胞常数为2.425～2.435nm，SiO2/Al2O3摩尔比为5～50，相对结晶度为90～120%。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II以ⅥB族和/或Ⅷ族金属为活性金属组分，以催化剂的重量为基准，活性金属组分的含量为15~35wt%。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的装填体积比为1∶5～5∶1。

4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的装填体积比为1∶3～3∶1。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的晶胞常数为2.425至小于2.435nm。

6.按照权利要求1述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化反应区包括至少2个催化剂床层。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氢裂化反应区包括3～5个催化剂床层。

8.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，所述的至少2个催化剂床层设置于一个反应器内，或者分别设置于两个或多个反应器内。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢裂化反应区的操作条件为，反应-1氢分压5～20MPa，平均反应温度280～427℃，体积空速0.1～10h ，氢油体积比300～

3000，其中所述加氢裂化催化剂II的反应温度较加氢裂化催化剂I的反应温度高3～

20℃。

说明书

一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种加氢裂化方法，具体地说是一种同时使用不同类型加氢裂化催化剂提高部分产品质量的方法，尤其是一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法。

背景技术

[0002] 随着市场对中间馏分油需求的不断增加，需要炼厂生产出更多的中间馏分油，新的燃料标准对汽、柴油的指标提出了更严格的要求。显然，一次加工手段和FCC工艺已经不能满足市场对清洁燃料的指标要求。加氢裂化工艺不仅是重质原料轻质化的二次加工手段，更是从劣质原料获取优质喷气燃料和清洁柴油的一种重要手段。

[0003] 加氢裂化装置一次性投资比较大，操作费用也比较高。因此，世界各国各大研究公司都在积极的为降低加氢裂化的成本进行大量的研究，取得了很大的进展。在催化剂方面：世界各大专利商皆把催化剂的更新换代作为自己技术发展的重点，近几年来，不断在催化剂的材料，催化剂的活性、寿命、稳定性以及降低催化剂成本等方面做了大量的工作。在工艺方面：馏分油加氢裂化技术已相当成熟，各大石油公司在进一步优化加氢裂化操作的同时，把创新点放在与加氢裂化相关的组合工艺上，通过优化组合工艺来降低成本；另外，通过对加氢裂化的深入研究，探求催化剂性能与原料性质以及目的产品质量之间的内在联系，建立合适的催化剂级配体系也是当前该领域研究的一个重点。

[0004] 美国专利（US 4172815）公开了一种同时生产喷气燃料和柴油的单段循环加氢裂化方法，其工艺流程为：重质原料油经过加氢裂化后，其产品经过分馏，得到喷气燃料馏分、柴油馏分和尾油；喷气燃料馏分全部或部分与尾油混合，送回加氢裂化反应器。此工艺流程明显的缺点是喷气燃料再进行加氢裂化虽然提高了质量，但其收率降低较多、氢耗增加，且投资也增加较多。

[0005] 美国专利（US 5026472），公开了一种加氢裂化与产品馏分油再加氢精制联合生产优质喷气燃料的方法。其工艺流程可简单描述为：裂化反应器出来产品通过两次热高压分离器分离后，得到的煤油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；精制反应器出来产品与裂化反应器的重馏分油混合进入分馏塔。该方法技术特点在于只对煤油馏分进行精制，达到生产喷气燃料的目的。但该方法需要增加较多设备，而且加氢精制所用的催化剂为贵金属催化剂，成本较大，并且不能得到高质量的加氢尾油。

[0006] 中国专利（CN 1272524）公开了一种中压加氢裂化和煤油深度加氢处理组合的工艺流程。该流程是将中压加氢裂化过程中得到的较高芳烃含量的煤油馏分油在一个较低压力、氢气纯度较高、较低反应温度的条件下进行芳烃饱和，所用催化剂为含Pt或Ni还原态金属的催化剂。该专利可以很好地对较高芳烃含量的煤油馏分进行处理，得到合格的喷气燃料。但是该方法需要增加较多的设备，且煤油馏分的循环量较大，增加了装置投资， 且操作更为复杂。

发明内容

[0007] 针对现有技术的不足，本发明提供一种加氢裂化方法，通过两种不同类型加氢裂化催化剂在反应器中的分层装填，以充分发挥两种不同类型加氢裂化催化剂的特点，在保持催化剂选择性的同时，提高目的产品质量。

[0008] 本发明一种生产优质喷气燃料的加氢裂化方法包括如下内容：

[0009] 原料油与氢气混合后，依次通过加氢预精制反应区和加氢裂化反应区，反应流出物经分离和分馏得到各种产品；其中加氢裂化反应区包括至少两种加氢裂化催化剂，按照与反应物料的接触顺序，加氢裂化反应区的上游催化剂床层装填加氢裂化催化剂I，下游催化剂床层装填加氢裂化催化剂II；所述加氢裂化催化剂I以ⅥB族和/或Ⅷ族金属为活性金属组分，催化剂中改性Y分子筛的含量为15～50wt%，优先为30～40wt%，所述加氢裂化催化剂II同样以ⅥB族和/或Ⅷ族金属为活性金属组分，催化剂中改性Y分子筛的含量为3～30wt%，优选为15～25wt%，其中加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的含量较加氢裂化催化剂II中的改性Y分子筛含量高10～25wt%。

[0010] 上面所述的加氢裂化催化剂以改性Y分子筛和氧化铝为载体，或者以改性Y分子筛、无定形硅铝和氧化铝为载体，或者以无定形硅铝和氧化铝为载体，以ⅥB族（如钨、钼）和/或Ⅷ族（如镍、钴）金属为活性金属组分，催化剂中同时含有一些助剂如磷、钛、锆等元素中的一种或几种。一般工业上普遍使用的是含分子筛和/或无定型加氢裂化催化剂。以催化剂的重量为基准，加氢裂化催化剂中ⅥB族和/或Ⅷ族活性金属组分的含量一般为15~35wt%。

[0011] 根据本发明披露的方法，在某些具体实施方式中，加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的晶胞常数一般为2.435～2.445nm，加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的晶胞常数一般为2.425～2.435nm，优选为2.425至小于2.435nm（2.425～<2.435nm）。

[0012] 所述的加氢裂化催化剂I中，改性Y分子筛的SiO2/Al2O3摩尔比一般为5～70，其相对结晶度为90～130%；所述的加氢裂化催化剂II中，改性Y分子筛的SiO2/Al2O3摩尔比一般为5～50，相对结晶度为90～120%。

[0013] 符合要求的加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II可以选择本领域中的商业催化剂。如加氢裂化催化剂I抚顺石油化工研究院研制生产的3824、3903、3971、3976、FC-12、FC-32、FC-36或FC-46等催化剂，或者UOP公司研制生产的HC-16、HC-26、HC-43、HC-53、HC-140LT及HC-150等催化剂。也可以根据需要，按照本领域熟知的方法自行制备符合要求的加氢裂化催化剂I。所述的加氢裂化催化剂II可以为抚顺石油化工研究院研制生产的3901、3973、3974、FC-16、FC-26、FC-40、FC-50等催化剂或其混合物，UOP公司研制生产的DHC-8、DHC-32、HC-115、HC-215、HC-110、HC-120LT等催化剂或其混合物。也可以根据需要，按照本领域熟知方法自行制备分子筛含量符合要求的加氢裂化催化剂II。

[0014] 根据本发明披露的方法，所述加氢裂化反应区应包括至少2个催化剂床层，通常包括3～5个催化剂床层。其中所述的2个或多个催化剂床层可以设置于一个反应器内，或者可以分别设置于两个或多个反应器内。其中加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的装填体积比一般为1:5～5:1，优选1:3～3:1。

[0015] 本发明的加氢裂化方法中，所述加氢裂化反应区的操作条件一般为，反应氢分压-15～20MPa，平均反应温度280～427℃，体积空速0.1～10h ，氢油体积比300～3000。通常加氢裂化催化剂II的平均反应温度较加氢裂化催化剂I的平均反应温度要高3～20℃，优选5～15℃。

[0016] 与现有技术相比较，本发明方法具有以下特点：

[0017] 1、本发明方法中，加氢裂化反应区选用的两种加氢裂化催化剂含有不同含量的、特别是具有不同晶胞常数的改性Y分子筛作为裂化活性组分。两种催化剂够按一定体积比例进行装填。上游的加氢裂化催化剂I含有更高的分子筛含量，其具有较强的芳烃转化能力，能够将原料中重组分的芳烃转化为更小的分子，并分布到重石脑油馏分和航煤馏分中；同时下游的加氢裂化催化剂II具有较强的烷烃裂化能力，两种不同分子筛含量的加氢裂化催化剂协同作用，明显改善了加氢裂化产品的质量，特别是提高了航煤馏分的烟点，并有效降低了尾油的BMCI值。

[0018] 2、现有技术中加氢裂化采用传统的催化剂装填方法，只使一种加氢裂化催化剂时，反应放热量较大，在加氢裂化装置操作时，需要用冷氢取走24～40℃的反应温升，而采用本发明，通过合理安排催化剂的装填顺序，还能够科学利用上床层反应放热，床层之间可以不打冷氢，或少打冷氢。可大大减少裂化反应器的急冷氢用量和加氢裂化装置事故冷氢备用量（一般可减少30～70%），起到很好的节能和降低运转成本的作用。

[0019] 3、由于整个反应器反应温度呈递增态势分布，使反应器出口温度相对提高，提高了换热器热源的温度，能量得到了合理的综合利用，减少了加热炉的负荷。

具体实施方式

[0020] 实施例1～3

[0021] 以伊朗VGO为原料油，选用FF-46加氢裂化预处理催化剂配以不同体积比例的加氢裂化催化剂I/加氢裂化催化剂II的催化剂体系。催化剂I和催化剂II均以无定形硅铝和改性Y分子筛为载体。实施例1-3中加氢裂化催化剂I/加氢裂化催化剂II的体积比分别为2:1、1:1和1:2。

[0022] 在反应总压15.0MPa，精制段和裂化段氢油体积比分别为900:1和1100:1，精制段-1 -1 -1和裂化段体积空速分别为1.1h 和2.4h ，控制精制油氮含量为5～8 μg·g ，进行了＞
350℃转化率为约80wt%的工艺试验，考察了各馏分的产品质量。

[0023] 比较例1

[0024] 原料油同实施例1-3，选用FF-46加氢裂化预处理催化剂与加氢裂化催化剂I的催化剂体系。在反应总压15.0MPa，精制段和裂化段氢油体积比分别为900:1和1100:1，精制- -1 -1段和裂化段体积空速分别为1.1h和2.4h ，控制精制油氮含量为5～8μg·g ，进行了＞
350℃转化率为约80wt%的工艺试验，考察了各馏分的产品质量。

[0025] 表1 原料油主要性质

[0026]VGO
伊朗 23.52 5.618 0.21 1.98 1228 85.42 12.48
-1 -1
2 ·s 2 ·s
)/mm
)/mm -1
(50℃ (100℃ wt%
wt% /μg·g wt% wt%
原料油 粘度 粘度 残炭， 硫， 氮 碳， 氢，
VGO
伊朗 0.9072 305/361 394/417 443/481 509/533 45.0 34
-3
)/g·cm
(20℃ /℃ 值 /℃
原料油 密度 馏程 IBP/10% 30%/50% 70%/90% 95%/EBP BMCI 凝点

[0027] 表2 催化剂主要性质。

[0028]II
1.7
～
8~
加氢裂化催化剂 圆柱条 1.5 3 20 2.428 31 105 7.2 — 24.0
I
1.7
～
8~
加氢裂化催化剂 圆柱条 1.5 3 35 2.437 14 105 6.5 — 19.0
1.3
~ 8
FF-46 三叶草条 1.1 ~3 — — — — 4.0 24.0 —
wt%
：
*
mm mm 分子筛含量，Y nm 摩尔比O/Al322 m% 3 3
催化剂 外观形状 颗粒直径， 条长， 改性 晶胞常数， SiO 相对结晶度 化学组成， NiO MoO WO[0029] *相对结晶度：Xc=Wc(Wc+Wa)，式中Wc和Wa分别为结晶部分和非结晶部分所占的重量百分数。

[0030] 表3 加氢裂化主要工艺条件

[0031]实施例1 实施例2 实施例3 比较例
反应总压，MPa 15 15 15 15
反应温度/℃ 378/382/390 378/383/391 378/385/393 378/380
体积空速，h-1 1.1/2.4 1.1/2.4 1.1/2.4 1.1/2.4
氢油体积比，v/v 900:1/1100:1 900:1/1100:1 900:1/1100:1 900:1/1100:1＞350℃转化率，wt% ~80 ~80 ~80 ~80

[0032] 表4 加氢裂化产品分布及主要产品质量。

[0033]实施例1 实施例2 实施例3 比较例
重石脑油
收率，% 31.87 31.89 32.54 32.01
密度(20℃)/g·cm-30.7455 0.7467 0.7501 0.7438
馏程/℃
IBP/10% 77/98 78/99 78/100 78/97
30%/50% 108/120 110/123 110/126 106/117
70%/90% 132/150 137/154 139/156 128/147
95%/EBP 160/179 161/184 162/187 158/174
芳潜，％ 53.40 57.00 55.12 50.29
航煤
收率，% 23.07 22.98 22.87 23.15
密度(20℃)/g·cm-30.8065 0.8047 0.8054 0.8082
馏程/℃
IBP/10% 183/197 182/195 182/196 181/194
30%/50% 202/210 203/212 204/213 200/207
70%/90% 221/233 226/233 224/231 216/232
95%/EBP 240/254 240/255 241/255 239/252
冰点/℃ <-70 <-70 <-70 <-60
烟点/mm 25 26 27 24
芳烃，v% 8.9 7.1 6.9 10.7
萘系烃，v% 0.13 0.10 0.12 0.15
柴油
收率，% 15.8 15.92 16.04 15.55
密度(20℃)/g·cm-30.8156 0.8137 0.8135 0.8172
馏程/℃
IBP/10% 267/286 268/285 268/285 269/286
30%/50% 296/305 295/304 294/305 297/306
70%/90% 318/334 316/333 318/334 320/335
95%/EBP 343/350 342/349 342/350 343/350
凝点/℃ -9 -6 -5 -14
十六烷指数 73.8 78.0 79.0 72.3
尾油
收率，% 20.4 20.54 20.68 20.31
-3
密度(20℃)/g·cm 0.8258 0.8252 0.8260 0.8263
馏程/℃
IBP/10% 359/370 352/367 352/367 365/372
30%/50% 389/399 385/402 385/402 392/394