一种生产航煤的方法与流程

1.本发明属于清洁炼油领域，具体地涉及一种生产航煤的方法。


背景技术：

2.航煤是炼油行业的高附加值产品之一。近年来，随着生活质量的普遍提高，显著的加速了中国民航事业发展，使得航空燃料的需求量不断增长。面对持续增加的航煤生产需求，为了增产航煤，顺应产业的发展要求，炼油企业增产航煤的主要方法就是通过切重直馏煤油馏分的手段以实现增产航煤的目的，但是，煤油馏程的提高会使得煤油馏分中芳烃含量的增加，会导致航煤产品的烟点指标出现不合格的情况，现有的解决方式有通过提高反应的苛刻度来提高航煤产品的性质，比如提高反应压力、提高反应温度、降低反应空速等，降低航煤产品中的芳烃含量，从而达到提高航煤产品烟点的目的。但是现有的航煤装置压力设计等级比较低，一般为3～4mpa，而芳烃加氢在固定床的反应环境下，需要较高的反应压力才能实现芳烃加氢反应脱除到相应的指标要求，现有的深度加氢处理工艺以直馏煤油馏分为原料生产合格的航煤，该工艺过程发生深度脱硫、脱氮及烯烃饱和反应，芳烃显著下降，油品的燃烧性能指标明显改善，但由于在航煤产品性质中，硫含量与产品的润滑性存在较大关联，如果在苛刻条件下将硫含量脱除至过低，会影响航煤产品的润滑性指标，需要再向航煤产品中添加抗磨剂才能改善，不仅增加了生产过程中的能耗氢耗，还给产品出厂调和增加了难度。所以，尽管航煤质量指标中对终馏点的限制为≯300℃，但是为了保证烟点指标的合格，炼油企业目前只能将航煤终馏点控制在≯260℃，但是，终馏点控制的过低，无法实现压减柴油、增产航煤的目标。
3.cn107233927a公开了一种中油型加氢裂化催化剂及其制备方法。该方法主要是通过对β分子筛进行改性，使其具有相对均衡的劣化性能，在生产中间馏分油时，能够提高航煤产品的烟点。但是该催化剂用于生产航煤所采用的是常规的固定床加氢工艺技术，生产过程中存在装置的能耗和氢耗相对较大，航煤收率较低的缺点。
4.cn111088072a公开了一种降低重石脑油溴指数与增加航煤烟点的加氢裂化方法。该方法是将加氢精制和加氢裂化后的油品通过分馏得到的富含芳烃的航煤轻组分循环回到加氢裂化装置，而分馏得到的富含链烷烃的组分作为航煤产品，但是该方法所生产的航煤收率较低，在生产过程中装置的能耗较大，而且产品中有着较高含量的链烷烃，容易造成冰点不合格问题。


技术实现要素：

5.针对现有技术的不足，本发明提供了一种生产航煤的方法。本发明能够在流程简单、低能耗、低成本的条件下，生产高烟点且润滑性能好的优质航煤产品。
6.本发明提供了一种生产航煤的方法，包括以下步骤：
7.(1)航煤原料和氢气进入混合容器，气化，得到气相混合物；
8.(2)气相混合物经增压后，进入第一反应器，其中气相组分向上排出第一反应器，
液相组分向下进行加氢反应，得到第一反应器流出物从第一反应器底部排出；
9.(3)所述气相组分经第一反应器排出后进入第二反应器，进行加氢脱硫反应，得到第二反应器流出物；
10.(4)所述第一反应器流出物与所述第二反应器流出物进行汽提，得到航煤产品。
11.进一步地，所述航煤原料为高干点航煤原料，性质如下：初馏点为120℃～150℃，终馏点为280℃～300℃，硫含量≯3000μg/g，进一步为500～3000μg/g，烟点≮10mm，进一步为15～22mm。
12.进一步地，所述混合容器中气化的条件如下：压力为0.01～5.0mpa，优选0.1～2.0mpa；氢油体积比为1～600，优选50～400；温度为150～400℃，优选220～280℃。
13.进一步地，所述混合容器可采用常规的固定床反应器，设置原料油和氢气的入口，以及气相混合物的出口。在混合容器中装填具有流体流态分布作用的填料或者内构件，优选装填瓷球或者是拉西环等惰性填料。
14.进一步地，所述第一反应器和第二反应器均为固定床反应器，所述第一反应器优选采用设置有闪蒸区的固定床反应器。
15.进一步地，所述第一反应器中设置有闪蒸区，在闪蒸区及以上不装填催化剂，在闪蒸区之下为反应区，所述气相混合物经增压后进料到第一反应器的闪蒸区，得到的气相组分向上从第一反应器排出，得到的液相组分向下进行加氢反应，得到的第一反应器流出物从第一反应器底部排出。
16.进一步地，所述第一反应器的操作条件如下：压力为1.0～8.0mpa，优选2.0～5.0mpa；温度为80～280℃，优选120～220℃；体积空速为0.1～4.0h-1
，优选0.5～2.0h-1
。
17.进一步地，所述第一反应器的压力比混合容器中的压力至少高0.5mpa，优选高0.5～4.0mpa，进一步优选高0.5～3.0mpa。
18.进一步地，所述第一反应器中装填加氢脱芳烃催化剂。所述加氢脱芳烃催化剂可以为非贵金属催化剂，包括加氢活性金属和载体，所述载体可以为氧化铝基载体，所述加氢活性金属包括第vib和/或viii族金属组分，其中第vib族选自钨和/或钼，第viii族选自镍和/或钴。所述加氢脱芳烃催化剂优选为mo-ni型加氢催化剂，一般地，以催化剂的质量为基准，moo3的含量为10wt％～20wt％，nio的含量为1wt％～9wt％。所述加氢脱芳烃催化剂可以采用商业化的加氢催化剂，比如中国石化抚顺石油化工研究院(fripp)开发的轻质馏分油加氢催化剂，如fh-40a、fh-40d。
19.进一步地，气相组分经第一反应器排出后进入第二反应器，根据实际情况同时向第二反应器中通入氢气。
20.进一步地，所述第二反应器中，所述加氢脱硫反应的条件如下：压力为0.1～3.0mpa，优选0.5～2.0mpa；温度为100～300℃，优选150～250℃；氢油体积比为1～350，优选200～300，体积空速为0.1～4.0h-1
，优选0.5～2.0h-1
。
21.进一步地，所述第二反应器装填加氢脱硫催化剂，所述加氢脱硫催化剂包括加氢活性金属和载体，所述加氢活性金属包括第vib和/或viii族金属组分，其中第vib族选自钨和/或钼，第viii族选自镍和/或钴。所述加氢脱硫催化剂优选为mo-co型加氢催化剂，一般地，以催化剂的质量为基准，moo3的含量为12wt％～20wt％，coo的含量为1.5wt％～7wt％。所述加氢脱芳烃催化剂可以采用商业化的加氢催化剂，比如中国石化抚顺石油化工研究院
(fripp)开发的催化剂，例如，fh-40b。
22.进一步地，所述第一反应器流出物与第二反应器流出物进行汽提，可得到航煤产品。
23.进一步地，所述航煤产品的性质如下：烟点≮25mm，磨痕直径≯0.65mm。
24.本发明与现有技术相比，具有如下优点：
25.(1)本发明采用氢气与原料油气化后再液化的相变过程进行强化溶氢，弥补了常规液相技术中气相氢气与液相原料折流返混氢气溶解效果差、以及采用膜类混氢设备成本高的缺陷，实现低成本溶氢并强化氢气混合效果。
26.(2)本发明所使用的混合容器，相比于工业上现用的混氢设备价格更具优势，同时与后续的增压设备进行联用，能够大幅提高氢气的溶解量，同时，液化的油品也有利于氢气的溶解，从而能够使液化组分中溶解更多的氢气，满足后续液相加氢装置氢气的需要。
27.(3)本发明方法通过压力条件控制混合容器流出物的液化率，能够对小分子硫化物和芳烃进行分离。由于大分子组分的凝点较高，大分子芳烃等物质先液化，而小分子的硫化物(硫醇、硫醚)等物质较难液化富集在未液化组分，可分别为液相加氢反应器和气相加氢反应器提供适宜的进料，对于气相加氢反应器，仅脱除硫醇至达标即可，保留部分利于航煤润滑性的硫化物，降低反应苛刻度和氢耗。整套反应系统无需固定床反应系统中的氢气压缩机和液相加氢反应系统中的循环油泵，简化了工艺流程，降低投资费用，同时，由于对不同物质反应特点的不同，针对性的设置了脱芳反应和脱硫反应的环境与条件，极大的提高了反应效率，降低了反应苛刻度。
附图说明
28.图1为本发明的生产高烟点航煤的工艺流程示意图；
29.其中，1-氢气和航煤原料，2-混合容器，3-气相混合物，4-压缩机，5-第一反应器，6-气相组分，7-第一反应器流出物，8-第二反应器，9-第二反应器流出物，10-汽提塔，11-航煤产品。
具体实施方式
30.下面结合实施例对本发明作进一步说明，但应当理解本发明的保护范围并不受实施例的限制。
31.本发明中，除非另有其他明确说明，否则百分比、百分含量均以质量计。
32.本发明中，航煤烟点采用gb/t 382方法测定，分析仪器为sh382航煤烟点测定仪；磨痕直径采用sh/t 0687方法测定，分析器为球柱润滑性评定仪。
33.下面结合图1对本发明的工艺流程进行详细描述。
34.氢气和航煤原料1进入混合容器2，气化并充分混合，得到气相混合物3；进入压缩机4，经压缩机4增压后，进入第一反应器5，液相组分向下进行加氢反应得到第一反应器流出物7，气相组分6向上排出第一反应器进入第二反应器8发生气相加氢脱硫反应，得到第二反应器反应流出物9，并与第一反应器反应流出物8共同进入汽提塔10，最终得到航煤产品11。
35.实施例1-3
36.采用如图1的流程示意图。采用两个100ml固定床加氢反应器串联，第一反应器前设置往复式压缩机。第一反应器为液相加氢反应器，装填70ml mo-ni系加氢催化剂a，第二反应器为气相加氢反应器，装填30ml mo-co型轻质馏分油加氢催化剂b。在压缩机前设置混合容器，装填50ml的拉西环。其中第一反应器上方设置气相出口，第一反应器底部液相出口管线与汽提塔相连，与第二反应器出口流出物一同进入后面的汽提塔。催化剂性质见表1，原料油性质见表2，反应工艺条件及结果见表3。
37.比较例1
38.采用常规的单段100ml固定床加氢处理工艺流程，原料与实施例1相同，装填100ml催化剂a。反应工艺条件及结果见表3。
39.比较例2
40.采用航煤液相加氢工艺流程，采用单段100ml固定床反应器，反应器前设置高效氢气混合器，反应器后设置常规低分和汽提装置，原料与实施例1相同，装填100ml催化剂a。反应工艺条件及结果见表3。
41.比较例3
42.采用两段法加氢流程，设置反应器1和反应器2。将与实施例1相同的原料依次引入反应器2(气相脱硫，装填30ml加氢催化剂b)、反应器1(液相脱芳，装填70ml加氢催化剂a)。在两个加氢反应器间需设置汽提设备。
43.表1催化剂物化性质
44.催化剂编号ab牌号fh-40afh-40b活性金属mo-nico-momoo3，wt％1515nio/coo，wt％4.54.0形状三叶草三叶草直径，mm1.82.0比表面积，m2·
g-1
200220孔容，ml
·
g-1
0.450.45
45.表2原料油性质
46.油品性质航煤密度(20℃)，g
·
cm-3
0.82馏程范围，℃140～300s，μg
·
g-1
1735n，μg
·
g-1
24烟点，mm20
47.表3工艺条件及结果
[0048][0049][0050]
由表3可以看出，比较例1以高干点航煤为原料，当采用常规固定床加氢反应器工业装置的操作条件时，由于压力等级限制原料中的芳烃饱和不足，烟点指标无法合格。而现有的装置由于设计等级较低，无法通过提高反应压力的方式，提高芳烃的饱和使烟点达到合格。比较例2采用航煤液相加氢技术，当加工高干点原料时，由于芳烃含量增加，烟点指标
难以合格，并且由于采用高效混氢器进行溶氢，成本大幅增加。
[0051]
比较例3采用两段法加氢技术，一段加氢之后需要进行汽提脱除硫化氢，然后再以全馏分进入第二段加氢反应器，由于在两个反应器中，均同时发生脱硫和脱芳反应，所以在烟点指标合格的同时，硫化物由于脱除至过低，影响了墨痕直径(润滑性)的指标(≯0.65mm为合格)。
[0052]
本发明通过在液相加氢反应器之前设置气相混合器，通过原料和氢气的相变过程极大的提高了氢气的溶解度，满足了液相加氢反应的氢气需求，同时通过控制混氢容器流出物的液化率，将具有不同性质的物料进行分离，针对原料中的不同物质的反应类型的不同，有针对性地提供不同的反应条件，使液相加氢和气相加氢两个反应器的有机结合，极大的促进了影响航煤烟点性质的芳烃等物质的饱和反应的发生，从而提高了精制航煤的烟点；而且，在实现深度脱芳的同时，还保留了部分利于航煤润滑性的硫化物，利于墨痕直径指标，并且降低反应氢耗。整套反应系统无需固定床反应系统中的氢气压缩机和液相加氢反应系统中的循环油泵，简化了工艺流程，降低投资费用，不仅提高反应效率，还降低了反应苛刻度。