一种生产航煤的加氢裂化方法

摘要

本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种生产航煤的加氢裂化方法。该方法包括：1)在氢气存在下，将原料油依次流经加氢精制反应区和加氢裂化反应区中进行接触反应，并将所述加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；2)将步骤1)得到的所述煤油馏分进行气液分离，分别得到能够循环回分馏的气相和作为航煤产品出装置的液相；其中，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油中＞350℃馏分油的转化率为65％‑88％。本发明提供的方法能够经济且灵活地有效提高加氢裂化装置的航煤质量，通过该方法能够得到高芳烃低密度的航煤。

权利要求

1.一种生产航煤的加氢裂化方法，其特征在于，该方法包括：

1)在氢气存在下，将原料油依次流经含有加氢精制催化剂的加氢精制反应区、依次含有加氢裂化催化剂和后精制催化剂的加氢裂化反应区中进行接触反应，并将所述加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；其中，所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为140‑160℃；所述煤油馏分和所述柴油馏分的切割点为220‑280℃；所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为305‑330℃；

2)将步骤1)得到的所述煤油馏分进行气液分离，分别得到能够循环回步骤1)中以进行所述分馏的气相和作为航煤产品出装置的液相；

其中，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油中＞350℃馏分油的转化率为65％‑88％；

在步骤1)中，所述加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为375‑385℃，氢分压为‑1

12‑13MPa，氢油体积比为(900‑1200)：1，体积空速为0.7‑1h ；

在步骤1)中，所述加氢裂化反应区的反应条件包括：反应温度为370‑390℃，氢分压为‑1

12‑13MPa，氢油体积比为(900‑1200)：1，体积空速为1‑1.4h 。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油中＞350℃馏分油的转化率为68％‑85％。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，在步骤1)中，所述分馏在分馏塔中进行，所述分馏塔中煤油馏分的侧线起始采出温度为170‑185℃。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，在步骤1)中，所述分馏塔的塔顶压力为0.06‑

0.08MPa，所述分馏塔的塔顶温度为115‑120℃。

5.根据权利要求3所述的方法，其中，由低压分离器底部获得的液相产物的流量与加工量的比例控制在18～38重量％。

6.根据权利要求3所述的方法，其中，分馏塔航煤抽出温度控制在170℃～185℃。

7.根据权利要求1或2所述的方法，其中，在所述加氢裂化反应区中的所述加氢裂化催化剂中含有选自氧化铝、无定形硅铝和沸石中的至少一种的载体以及负载在所述载体上的活性组分元素；所述活性组分元素为贵金属元素和/或非贵金属元素；所述非贵金属元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，在所述加氢裂化催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni；所述贵金属元素为Pt元素和/或Pd元素；所述无定形硅铝包括氧化硅和/或氧化铝。

9.根据权利要求1或2所述的方法，其中，该方法还包括：按照反应物流的流动方向，在所述加氢裂化反应区和所述分馏塔之间依次设置高压分离器和低压分离器以进行第一气液分离；然后将由所述低压分离器底部获得的液相产物引入至硫化氢汽提塔中以脱除其中的硫化氢。

10.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述原料油选自直馏蜡油、焦化蜡油、催化柴油和焦化柴油中的至少一种。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述原料油为直馏蜡油和催化柴油，并且所述直馏蜡油与所述催化柴油的用量重量比为(6‑8)：1。

12.根据权利要求10所述的方法，其中，所述原料油为直馏蜡油和焦化柴油，并且所述直馏蜡油与所述焦化柴油的用量重量比为(5.7‑6.5)：1。

13.根据权利要求10所述的方法，其中，所述直馏蜡油的馏程范围在260℃‑550℃之间，所述催化柴油的馏程范围在200℃‑350℃之间，所述焦化柴油的馏程范围在200℃‑370℃之间。

说明书

一种生产航煤的加氢裂化方法

技术领域

[0001] 本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种生产航煤的加氢裂化方法。

背景技术

[0002] 加氢裂化是原料油在高温、高压、临氢及催化剂存在下进行加氢、脱硫、脱氮、分子骨架结构重排和裂解等反应的一种催化转化过程，是重油深度加工的主要工艺手段之一。它可以加工的原料范围宽，包括直馏汽油、柴油、直馏蜡油、常压渣油、减压渣油以及其它二次加工得到的原料如催化柴油、催化澄清油、焦化柴油、焦化蜡油和脱沥青油等，可以生产的产品品种多且质量好，通常可以直接生产优质液化气、汽油、煤油、喷气燃料、柴油等清洁燃料和轻石脑油、重石脑油、尾油等优质石油化工原料。

[0003] 轻石脑油既可直接用于调和生产高辛烷值汽油，也可用于生产乙烯原料。重石脑油芳烃潜含量高，硫氮含量低，是催化重整生产高辛烷值汽油或轻芳烃的优质进料。

[0004] 加氢裂化过程以直馏蜡油、焦化蜡油、催化柴油和/或焦化柴油作为原料油，可获得石脑油、中间馏分油(包括航煤和柴油)以及尾油等产品，但其航煤质量与进料性质、反应氢分压、转化深度、工艺流程以及装置的运转时间密切相关。

[0005] 喷气燃料组成中最理想的组分是单环环烷烃和分支链烷烃，它们具有优良的燃烧性、热安定性和低温流动性。烟点是喷气燃料的一个重要指标：烟点又称无烟火焰高度，是在特制的灯中测定燃料火焰不冒烟时的最大高度，用毫米为单位表示，烟点越高，燃料生成积炭的倾向性越小。两环以上的环烷烃和芳烃含量与烟点这个指标密切相关，通常多环环烷烃和芳烃含量越高，烟点越低。

[0006] 烟点、密度和芳烃三者之间的关系如下：芳烃含量越多，其烟点越低，烟点越低，生成的积碳就越多。同时，芳烃含量越高，密度越高；芳烃含量越低，密度越低。

[0007] 对于喷气燃料，要求有较高的质量热值。质量热值越大，发动机的推力越大，耗油率越低。喷气燃料的热值和密度、化学组成有关。芳烃、烷烃和环烷烃这三类中，芳烃密度最大，质量热值最低。

[0008] 然而，根据客户的特殊要求，要求喷气燃料芳烃含量不小于8％主要是有助于飞机的发动机内部构件的稳定性，同时满足密度、冰点和终馏点的要求。对喷气燃料的性质要求较为严格，比国标要求的喷气燃料的综合性质更窄。

[0009] 对于已有的加氢裂化装置，其反应氢分压、工艺流程相对固定、转化深度也通常会由于后续分馏系统存在瓶颈难以大幅度调整，在进料性质劣质化趋势明显的大趋势下，通常装置的航煤质量会受到较大的影响。

[0010] 因此，如何保障航煤的质量，如何提高其航煤芳烃含量，是一个亟待解决的问题。

[0011] CN103013559A公开了一种提高加氢裂化航煤产量的方法，该方法包括将重柴油馏分返回到原料油一起进行继续反应，其中循环重柴油馏分占总重柴油馏分的质量百分数为10％～100％。该方法可以在原有基础上增产航煤，但未能提出有效改善现有航煤质量的方案。

[0012] CN106520195A公开了一种改善航煤质量的加氢裂化方法，该方法将煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分中质航煤馏分出装置，以及将轻质航煤馏分、重质航煤馏分和任选的剩余部分的中质航煤馏分作为航煤产品出装置。需要能将产品分为三股物料的煤油分馏塔实现该方法。

[0013] CN106520197A公开了一种由劣质原料油生产航煤的加氢裂化方法，该方法将得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，将至少部分所述重质航煤馏分循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中，以及将轻质航煤馏分和任选的剩余部分的重质航煤馏分作为航煤产品出装置。该方法需要新增煤油分馏塔至原料罐和/或加氢精制反应器的工艺流程，对于运行中的装置安全风险较大；煤油循环后，会降低煤油的产量。

[0014] 针对现有技术提供的方法获得的航煤的质量，若要超过国标的要求几乎是不可能的。

发明内容

[0015] 本发明的目的是为了克服现有技术的方法获得的航煤难以同时满足窄范围内芳烃含量、密度、终馏点和冰点的要求，作为特定客户需求的航空燃料应用受限的缺陷。

[0016] 为了实现上述目的，本发明提供一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：

[0017] 1)在氢气存在下，将原料油依次流经含有加氢精制催化剂的加氢精制反应区、依次含有加氢裂化催化剂和后精制催化剂的加氢裂化反应区中进行接触反应，并将所述加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

[0018] 2)将步骤1)得到的所述煤油馏分进行气液分离，分别得到能够循环回步骤1)中以进行所述分馏的气相和作为航煤产品出装置的液相；

[0019] 其中，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油中＞350℃馏分油的转化率为65％‑88％。

[0020] 本发明提供的方法能够有效提高加氢裂化装置的航煤质量。

[0021] 本发明的方法提供的航煤具有芳烃含量高、密度低的特点。

[0022] 与其它提高加氢裂化装置航煤质量的方法相比，本发明的方法能够采用现有加氢裂化装置进行，无需对设备进行改进，节省成本。

[0023] 本发明的方法能够采用双剂串联、一次通过的加氢裂化工艺进行，工艺简单，操作灵活。

[0024] 本发明的方法得到的高烟点、低密度航煤能够适用于作为有更高性能要求的航空燃料。

[0025] 本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

[0026] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。图中省略了许多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。在附图中：

[0027] 图1是根据本发明的方法的一种优选的具体实施方式的工艺流程示意图。

[0028] 附图标记说明

[0029] 1、原料油                     2、氢气

[0030] 3、加氢精制反应区             4、加氢裂化反应区

[0031] 5、高压分离器                 6、低压分离器

[0032] 7、硫化氢汽提塔               8、分馏塔

[0033] 9、石脑油馏分                 10、煤油馏分

[0034] 11、柴油馏分                  12、尾油馏分

[0035] 13、航煤汽提塔                14、航煤产品

具体实施方式

[0036] 以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

[0037] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

[0038] 如前所述，本发明提供了一种生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：

[0039] 1)在氢气存在下，将原料油依次流经含有加氢精制催化剂的加氢精制反应区、依次含有加氢裂化催化剂和后精制催化剂的加氢裂化反应区中进行接触反应，并将所述加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

[0040] 2)将步骤1)得到的所述煤油馏分进行气液分离，分别得到能够循环回步骤1)中以进行所述分馏的气相和作为航煤产品出装置的液相；

[0041] 其中，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油＞350℃馏分油的转化率为65％‑88％。

[0042] 优选地，在步骤1)中，控制所述加氢裂化反应区的条件，使得原料油＞350℃馏分油的转化率为68％‑85％。

[0043] 采用本发明提供的方法，能够在不改动现有装置和流程的条件下，生产满足具有如下特定指标要求的航煤：芳烃含量(表示单环芳烃和多环芳烃的总含量)不小于8体积％，3
终馏点不大于275℃，密度不大于810kg/m ，烟点不小于25mm，冰点不大于‑50℃，其他指标满足GB 6537‑2018的标准。

[0044] 在本发明中，所述加氢精制反应区是指原料油能够在此进行加氢精制反应的区域，在该区域中原料油与氢气发生选自加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、加氢脱金属中的至少一种反应，以及能够发生不饱和烃的加氢饱和反应。

[0045] 在本发明中，所述加氢裂化反应区是指原料油能够在此进行加氢裂化反应的区域，在该区域中原料油能够与氢气发生加氢饱和、脱杂质以及裂化反应中的至少一种反应。

[0046] 优选情况下，本发明的发明人发现采用以下加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和后精制催化剂时，获得的航煤的烟点更高。

[0047] 优选地，所述加氢精制反应区中的所述加氢精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体包括无定形氧化铝和/或无定形硅铝；所述活性金属元素包括第VIB族非贵金属元素和第VIII族非贵金属元素中的至少一种。

[0048] 优选地，在所述加氢裂化反应区中，所述加氢裂化催化剂中含有选自氧化铝、无定形硅铝和沸石中的至少一种的载体以及负载在所述载体上的活性组分元素；所述活性组分元素为贵金属元素和/或非贵金属元素；所述非贵金属元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素；优选地，在所述加氢裂化催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni；所述贵金属元素为Pt元素和/或Pd元素；所述无定形硅铝包括氧化硅和/或氧化铝。

[0049] 优选地，所述加氢裂化反应区中的所述后精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体包括无定形氧化铝和/或无定形硅铝，常用的载体也可以为γ‑Al2O3；所述活性金属元素包括第VIB族非贵金属元素和第VIII族非贵金属元素中的至少一种，常用的活性金属包括Mo、W、Co和Ni中的至少一种。更加优选情况下，在本发明所述的后精制催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni。

[0050] 优选情况下，本发明的发明人发现，本发明的方法结合采用以下加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和后精制催化剂时，获得的航煤的芳烃含量更低。所述加氢精制催化剂为RN‑32V和RN‑410；所述加氢裂化催化剂为RHC‑3、RHC‑133和RHC‑131，所述后精制催化剂为RN‑410，以上催化剂均由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产；且所述加氢裂化催化剂和所述后精制催化剂的装填体积比为(10‑13)：1。

[0051] 优选地，所述RN‑32V和所述RN‑410的装填体积比为(1‑2)：1。

[0052] 优选地，所述RHC‑3、所述RHC‑133和所述RHC‑131的装填体积比为(0.2‑0.8)：(0.2‑0.8)：1。采用这种装填体积比，能够进一步提高本发明的航煤产品的芳烃含量和降低密度。

[0053] 本领域技术人员应理解，以上催化剂的列举不应视为对本发明的限制，仅是本发明的优选的示例。

[0054] 优选情况下，在步骤1)中，所述加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为375‑‑1385℃，氢分压为12‑13MPa，氢油体积比为(900‑1200)：1，体积空速为0.7‑1h 。

[0055] 优选情况下，在步骤1)中，所述加氢裂化反应区的反应条件包括：反应温度为370‑‑1390℃，氢分压为12‑13MPa，氢油体积比为(900‑1200)：1，体积空速为1‑1.4h 。

[0056] 优选情况下，在步骤1)中，所述分馏在分馏塔中进行，所述分馏塔中煤油馏分的侧线起始采出温度为170‑185℃。

[0057] 优选地，所述分馏塔进料温度为330‑335℃。

[0058] 优选情况下，在步骤1)中，所述分馏塔的塔顶压力为0.06‑0.08MPa，在没有特别说明的情况下，此处是指表压。

[0059] 优选地，所述分馏塔的塔顶温度为115‑120℃。

[0060] 优选地，由低压分离器底部获得的液相产物的流量与加工量的比例控制在18～38重量％。

[0061] 优选地，分馏塔航煤抽出温度控制在170℃～185℃。

[0062] 优选情况下，在步骤1)中，该方法还包括：按照反应物流的流动方向，在所述加氢裂化反应区和所述分馏塔之间依次设置高压分离器和低压分离器以进行第一气液分离；然后将由所述低压分离器底部获得的液相产物引入至硫化氢汽提塔中以脱除其中的硫化氢。

[0063] 优选情况下，在步骤1)中，所述煤油馏分的气液分离在航煤汽提塔中进行。

[0064] 在本发明中，对所述高压分离器、低压分离器、硫化氢汽提塔、分馏塔和航煤汽提塔中的操作条件没有特别的限定，本领域技术人员在了解了本发明的技术方案后能够根据本领域内的常规技术手段选择合适的操作条件以进行分离和分馏。本发明在此不再详述。

[0065] 在本发明中，优选所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为140‑160℃；所述煤油馏分和所述柴油馏分的切割点为220‑280℃；所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为305‑330℃。示例性地，在本发明中，优选所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为155℃；所述煤油馏分和所述柴油馏分的切割点为270℃；所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为320℃。更加优选情况下，在本发明中，所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为150℃；所述煤油馏分和所述柴油馏分的切割点为260℃；所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为310℃。

[0066] 在本发明中，所采用的原料油选自直馏蜡油、焦化蜡油、催化柴油和焦化柴油中的至少一种。

[0067] 优选地，所述原料油为直馏蜡油和催化柴油，并且所述直馏蜡油与所述催化柴油的用量重量比为(6‑8)：1。

[0068] 优选地，所述原料油为直馏蜡油和焦化柴油，并且所述直馏蜡油与所述焦化柴油的用量重量比为(5.7‑6.5)：1。

[0069] 优选情况下，所述直馏蜡油的馏程范围在260℃‑550℃之间，这表示所述直馏蜡油的初馏点和终馏点落在260℃‑550℃范围内。

[0070] 优选情况下，所述催化柴油的馏程范围在200℃‑350℃之间，这表示所述催化柴油的初馏点和终馏点落在200℃‑350℃范围内。

[0071] 优选情况下，所述焦化柴油的馏程范围在200℃‑370℃之间，这表示所述焦化柴油的初馏点和终馏点落在200℃‑370℃范围内。

[0072] 根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明的方法采用如图1所示的工艺流程进行，具体地如下：

[0073] 原料油1与氢气2混合后，进入加氢精制反应区3和加氢裂化反应区4，在加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和后精制催化剂的作用下进行反应，其反应流出物进入高压分离器5进行气液分离，高压分离器5底部的液相物流进入低压分离器6，在此进行进一步的气液分离；然后将由低压分离器6底部的液相产物进入硫化氢汽提塔7，硫化氢汽提塔脱除液相产物中的硫化氢，塔底液相进入分馏塔8。进入分馏塔8的液相产物经分馏后，切割成石脑油馏分9、煤油馏分10、柴油馏分11和尾油馏分12，依次经管线抽出。煤油馏分10再进入航煤汽提塔13中进行气液分离，气相返回分馏塔8，塔底液相作为航煤产品14出装置。尾油馏分12出装置。

[0074] 具体地，本发明的所述方法还包括如下具体的优点：

[0075] (1)采用本发明提供的方法，通过调节原料比例和工艺参数，能够在不改动流程和设备的条件下生产不同指标要求的航煤；

[0076] (2)同时满足航煤芳烃含量高、密度低和终馏点低的性能指标要求，并且本发明的方法操作简单、成本低；

[0077] (3)本发明的方法能够得到比国标质量更高的航煤。

[0078] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

[0079] 以下实施例和对比例中，在没有特别说明的情况下，所使用的各种原料均来自商购。所使用的直馏蜡油如表1所示，所使用的催化柴油如表2所示，所使用的焦化柴油如表3所示。

[0080] 在以下实施例和对比例中，采用中国石油化工科学研究院(RIPP)开发的加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和后精制催化剂，所使用的加氢精制催化剂为RN‑32V和RN‑410(装填体积比为1.6：1)，化学组成主要包括MoO3和NiO；所使用的加氢裂化催化剂为RHC‑3、RHC‑133和RHC‑131(装填体积比为0.5：0.5：1)，化学组成主要包括WO3和NiO；所使用的后精制催化剂为RN‑410，以上催化剂均由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产；且所述加氢裂化催化剂和所述后精制催化剂的装填体积比为11.4：1。

[0081] 在以下实施例和对比例中，原料油＞350℃馏分油的转化率通过以下公式计算，[0082] 原料油＞350℃馏分油的转化率＝100％*(原料油中＞350℃馏分质量分数‑生成油中＞350℃馏分质量分数)/原料油中＞350℃馏分质量分数

[0083] 其中，原料油中＞350℃馏分质量分数通过化验分析馏程和产量获得，生成油中＞350℃馏分质量分数通过化验分析馏程和产量获得。

[0084] 表1：直馏蜡油性质

[0085]  直馏蜡油A 直馏蜡油B
3
密度(20℃)，kg/m 914.2 910.5
2％(v/v)，℃ 269.0 268.1
10％(v/v)，℃ 339.8 339.8
30％(v/v)，℃ 376.8 375.1
50％(v/v)，℃ 405.0 409.0
70％(v/v)，℃ 430.8 432.7
90％(v/v)，℃ 466.2 467.1
97％(v/v)，℃ 500.0 510.0
硫质量分数，％ 2.4 2.2
氮质量分数，％ 0.09 0.09
氯含量，mg/kg 2.4 2.4
BMCI值 50.0 50.0

[0086] 表2：催化柴油性质

[0087]

[0088]

[0089] 表3：焦化柴油性质

[0090]  焦化柴油D
3
密度(20℃)，kg/m 880.7
2％(v/v)，℃ 210.0
10％(v/v)，℃ 245.0
50％(v/v)，℃ 296.0
90％(v/v)，℃ 338.0
350℃馏出量，mL 361.0
凝固点，℃ ‑17.0
氮质量分数，％ 0.13
十六烷指数 60.0
链烷烃含量，体积％ 28.1
环烷烃含量，体积％ 29.5
芳烃含量，体积％ 42.4

[0091] 实施例1

[0092] 在加工量为200t/h时，采用175t/h的表1所示的直馏蜡油A和25t/h的表2所示的催化柴油C与氢气引入含有加氢精制催化剂的加氢精制反应区、加氢裂化催化剂和后精制催化剂的加氢裂化反应区中进行反应，氢分压为12.2MPa，氢油体积比为980：1，加氢精制反应‑1区的平均温度为381℃，加氢精制反应区体积空速为0.8h ，加氢裂化反应区的平均温度为‑1
386.5℃，加氢裂化反应区体积空速为1.2h ，原料油＞350℃馏分油的转化率为83.6％；然后将该加氢裂化反应区的反应流出物依次引入高压分离器和低压分离器进行气液分离，得到液相产物，并且将该液相产物依次引入硫化氢汽提塔和分馏塔中，在分馏塔中进行分馏，由低压分离器底部获得的液相产物的流量(以下简称为低分油流量)控制在70t/h，分馏塔进料温度为331℃，分馏塔侧线抽出温度控制在174℃，分馏塔顶温度为118℃，分馏塔顶压力为0.07MPa(表压)，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分(所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为150℃；所述煤油馏分和所述柴油馏分的切割点为260℃；所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为310℃，下同)。将获得的煤油馏分引入航煤汽提塔中进行进一步分馏，塔底得到航煤产品。航煤产品的性质如表4所示。

[0093] 实施例2

[0094] 在加工量为200t/h时，采用175t/h的表1所示的直馏蜡油A和25t/h的表2所示的催化柴油C，采用与实施例1相同的流程进行，不同之处在于，工艺条件为：氢分压为12MPa，氢油体积比为1200：1，加氢精制反应区的平均温度为375℃，加氢精制反应区体积空速为‑1 ‑10.7h ，加氢裂化反应区的平均温度为370℃，加氢裂化反应区体积空速为1h ，低分油流量控制在75t/h，原料油＞350℃馏分油的转化率为68％，分馏塔进料温度为333℃，分馏塔侧线抽出温度控制在170℃，分馏塔顶温度为115℃，分馏塔顶压力为0.06MPa，航煤产品的性质如表4所示。

[0095] 实施例3

[0096] 在加工量为200t/h时，采用175t/h的表1所示的直馏蜡油A和25t/h的表2所示的催化柴油C，采用与实施例1相同的流程进行，不同之处在于，工艺条件为：氢分压为13MPa，氢‑1油体积比为900：1，加氢精制反应区的平均温度为385℃，加氢精制反应区体积空速为1h ，‑1
加氢裂化反应区的平均温度为390℃，加氢裂化反应区体积空速为1.4h ，低分油流量控制在72t/h，原料油＞350℃馏分油的转化率为85％，分馏塔进料温度为333℃，分馏塔侧线抽出温度控制在185℃，分馏塔顶温度为120℃，分馏塔顶压力为0.08MPa，航煤产品的性质如表4所示。

[0097] 实施例4

[0098] 在加工量为185t/h时，采用157.5t/h的表1所示的直馏蜡油B和27.5t/h的表3所示的焦化柴油D，采用与实施例1相同的流程进行，不同之处在于，工艺条件为：氢分压为12.2MPa，氢油体积比为1200：1，加氢精制反应区的平均温度为380℃，加氢精制反应区体积‑1 ‑1
空速为0.8h ，加氢裂化反应区的平均温度为374.5℃，加氢裂化反应区体积空速为1.1h ，低分油流量控制在42t/h，原料油＞350℃馏分油的转化率为71.3％，分馏塔进料温度为325℃，分馏塔侧线抽出温度控制在181℃，分馏塔顶温度为118℃，分馏塔顶压力为0.07MPa，航煤产品的性质如表4所示。

[0099] 实施例5

[0100] 在加工量为185t/h时，采用157.5t/h的表1所示的直馏蜡油B和27.5t/h的表3所示的焦化柴油D，采用与实施例1相同的流程进行，不同之处在于，工艺条件为：氢分压为13MPa，氢油体积比为1200：1，加氢精制反应区的平均温度为385℃，加氢精制反应区体积空‑1 ‑1
速为0.7h ，加氢裂化反应区的平均温度为370℃，加氢裂化反应区体积空速为1.4h ，低分油流量控制在37.0t/h，原料油＞350℃馏分油的转化率为85％，分馏塔进料温度为325℃，分馏塔侧线抽出温度控制在175℃，分馏塔顶温度为120℃，分馏塔顶压力为0.06MPa，航煤产品的性质如表4所示。

[0101] 实施例6

[0102] 在加工量为185t/h时，采用157.5t/h的表1所示的直馏蜡油B和27.5t/h的表3所示的焦化柴油D，采用与实施例1相同的流程进行，不同之处在于，工艺条件为：氢分压为12MPa，氢油体积比为900：1，加氢精制反应区的平均温度为375℃，加氢精制反应区体积空‑1 ‑1
速为1h ，加氢裂化反应区的平均温度为390℃，加氢裂化反应区体积空速为1h ，低分油流量控制在34.0t/h，原料油＞350℃馏分油的转化率为68％，分馏塔进料温度为325℃，分馏塔侧线抽出温度控制在170℃，分馏塔顶温度为115℃，分馏塔顶压力为0.08MPa，航煤产品的性质如表4所示。

[0103] 实施例7

[0104] 采用与实施例1相同的原料、催化剂和流程进行，不同之处在于，控制加氢裂化反应区的条件，加氢裂化反应区的平均温度为387.5℃，原料油＞350℃馏分油的转化率为86.5％，低分油流量控制在65.0t/h，航煤产品的性质如表4所示。

[0105] 实施例8

[0106] 采用与实施例1相同的原料、催化剂和流程进行，不同之处在于，控制加氢裂化反应区的条件，加氢裂化反应区的平均温度为388.2℃，原料油＞350℃馏分油的转化率为88％，低分油流量控制在72.0t/h，航煤产品的性质如表4所示。

[0107] 实施例9

[0108] 采用与实施例1相同的原料、催化剂和流程进行，不同之处在于，控制加氢裂化反应区的条件，加氢裂化反应区的平均温度为381.0℃，原料油＞350℃馏分油的转化率为65％，低分油流量控制在59.0t/h，航煤产品的性质如表4所示。

[0109] 对比例1

[0110] 采用与实施例1相同的原料、催化剂和流程进行，不同之处在于，控制加氢裂化反应区的条件，提高裂化反应器各床层的温度，提高裂化反应器的平均温度至390.5℃，进而提高原料油＞350℃馏分油的转化率，转化率为92％，航煤产品的性质如表4所示。

[0111] 对比例2

[0112] 采用与实施例4相同的原料、催化剂和流程进行，不同之处在于，控制加氢裂化反应区的条件，降低裂化反应器各床层的温度，降低裂化反应器的平均温度至368.5℃，进而降低原料油＞350℃馏分油的转化率，转化率为62.5％，航煤产品的性质如表4所示。

[0113] 表4

[0114]航煤产品 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 实施例5 实施例6
3
密度(20℃)/(kg/m) 809.1 808.7 809.0 810.0 807.9 809.1
烟点/mm 25.2 26.1 25.6 25.7 25.5 25.7
芳烃含量/(体积％) 8.5 9.0 9.5 9.0 9.5 10.0
终馏点/℃ 269.9 263.1 260.6 254.0 255.6 252.6
冰点/℃ ‑60.7 ‑60 ‑65.8 ‑53.9 ‑55.2 ‑55.7

[0115] 表4(续1)

[0116] 航煤产品 实施例1 实施例7 实施例8 实施例9 对比例1 对比例2密度(20℃)/(kg/m3) 809.1 809.5 809.7 810.0 799.5 815.9
烟点/mm 25.2 25.3 25.0 25.3 27.7 22.1
芳烃体积含量/(％) 8.5 8.2 8.3 8.0 5.4 11.5
终馏点/℃ 269.9 267.5 255.9 258.7 265.8 279.5
冰点/℃ ‑60.7 ‑61.5 ‑66.8 ‑65.0 ‑60.5 ‑53.1

[0117] 由表4的实验结果可以看出，本发明的生产航煤的加氢裂化方法得到的航煤产品同时满足芳烃含量高、密度低和终馏点低的性能指标要求，并且能够得到比国标质量更高的航煤。

[0118] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

[0119] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

[0120] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。