专利名称：：一种煤焦油加氢转化生产柴油的方法
技术领域：
：本发明涉及一种高氮含量、高芳烃含量烃类的加氢转化方法；特别地讲本发明涉及一种煤焦油加氢转化生产柴油的方法，加氢精制反应流出物中所含烃类常规沸点均低于37(TC。
背景技术：
：本发明所述的加氢过程包含加氢精制部分和加氢裂化部分，进一步还包含预加氢部分。本发明所述煤焦油指的是其加氢精制反应流出物中所含烃类常规沸点均低于37(TC的煤焦油。由于煤焦油在加氢精制过程中，其干点会大幅度降低(比如降低20。C以上)，因此原料煤焦油干点比37(TC高一些(比如高2(TC以上)。本发明所述煤焦油，指的是煤热解或煤造气或其它过程产生的煤焦油。因此，所述煤焦油可以是煤造气产生的低温煤焦油馏分、也可以是煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)产生的低温煤焦油或中温煤焦油或高温煤焦油的馏分，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。由于萘价格高(约7000元/吨)，对于高温煤焦油轻馏分，进入加氢装置之前，通常已将其中的萘回收。对于低温煤焦油而言，通常包含轻油、中油、重油。低温煤焦油重油中高于370390'C的煤焦油重油为煤沥青，极易结焦，不适合于作加氢原料。其常规沸点低于39(TC的煤焦油可以是通常所述的中油(比如常规沸点140390°C)和或重油中的较轻组分(比如常规沸点170390°C)。本发明所述常规沸点低于39(TC的煤焦油烃类，也可以是掺炼轻油(比如常规沸点55190。C)的中油和或重油的轻馏分。在常规沸点低于390°C的富氧煤焦油等烃类加氢转化生产柴油组分的过程中，高沸点(比如常规沸点高于30CTC)的馏分经历深度加氢精制过程完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和后，还必须经历加氢裂化过程完成深度芳烃饱和和或部分开环裂化后，才能转化为合适的柴油组分，但富氧煤焦油原料加氢精制产物水含量高，精制和裂化过程不宜(甚至不能)采用一段串联流程。宜将加氢精制产物中的水脱除，然后对脱水加氢精制产物进行加氢裂化。在常规沸点低于39(TC的煤焦油或其它高氮含量、高芳烃含量烃类生产柴油组分的加氢裂化过程中，由于原料氮含量高，其加氢精制产物氮含量高、氨含量高，如采用"加氢精制+加氢裂化"一段串联流程，裂化催化剂进料中的氨含量高，裂化反应过程氨分压高，将降低裂化催化剂活性，从而大大增加裂化催化剂数量、增加工程投资。宜将加氢精制产物中的氨脱除，然后对脱氨加氢精制产物进行进一步加氢裂化。在常规沸点低于39(TC的煤焦油加氢转化生产柴油组分的过程中，常规沸点低的(比如低于30(TC)的馏分经历深度加氢精制过程即可完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和转化为合适的柴油组分；而常规沸点温度高的(比如高于30(TC)的馏分在经历深度加氢精制过程完成脱氧、脱硫、脱氮、部分芳烃饱和后，还必须经历加氢裂化过程完成深度芳烃饱和和部分开环裂化后，才能转化为合适的柴油组分。因此，宽馏分煤焦油原料加氢裂化生产柴油组分的过程对轻、重熘分要求的加氢深度差异较大，经历深度加氢精制过程后，宜单独对重馏分进行加氢裂化，即要求将加氢精制产物中的轻馏分、重馏分分离开来，然后对加氢精制产物的重馏分进行加氢裂化。专利CN1676583A、CN100345946C、CN1952071A、CN101033409A、CN101041783、CN101240191A、CN101240192A、CN101240193A等公开了处理煤焦油的两段法加氢转化方法，加氢精制反应流出物中所含部分烃类常规沸点高于37(TC，其蒸馏分离过程不可避免地包含柴油与重油的分离过程，柴油组分需经历汽化过程才能与重油分离，能耗巨大，同时，由于煤焦油全馏分中重组分金属含量高、氢含量低、焦质和沥青质含量高极易结焦，导致装置运行周期短、氢耗高、能耗大。关于其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于37(TC的的煤焦油烃类两段法加氢转化方法，未见报道。专利CN1147575C涉及一种常规沸点低于37(TC的煤焦油的一段法加氢生产柴油的方法，其加氢精制反应条件温度为340370°C、压力为6.012.0MPa、催化剂体积空速为0.51.2hr—、氢气/原料油体积比为600:l120(hl，该条件仅适合于低密度(比如2(TC密度大于930kg/m3)的常规沸点低于370°C的煤焦油烃类，用于高密度(比如2(TC密度大于945kg/m3)的常规沸点低于370°C的煤焦油烃类，其加氢精制效果很差，产品柴油十六垸值很低，用作车用燃料时，需调配的高十六烷值石油基柴油组分量大。同时专利CN1147575C未指出加氢保护剂或加氢脱金属剂床层操作温度宜比加氢脱氮剂床层操作温度明显低(比如低20100°C)。专利CN1952042A—种煤焦油加氢生产低凝柴油的方法，煤焦油柴油馏分经一段加氢精制和加氢改质异构降凝工艺生产低凝柴油组分产品，使用的含P沸石加氢处理催化剂，在处理需要裂化、开环的柴油重组分时，不可避免地也对石脑油组分和柴油轻组分进行了不需要的裂化、开环，因此柴油收率或液体收率降低。有时工业装置处理的常规沸点低于37(TC的煤焦油烃类中石脑油含量达1535%(重量)，此时上述专利方法的缺陷更加明显。本发明的目的在于提供一种其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于37(TC的煤焦油烃类加氢精制-加氢裂化两段法加氢转化方法，加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分。本发明的第二目的在于提供一种其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于370'C的煤焦油烃类预加氢/加氢精制-加氢裂化两段法加氢转化方法，加氢裂化反应流出物进入预加氢部分或加氢精制部分。本发明的第三目的在于提供一种密度高的煤焦油加氢转化方法，其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于370°C。本发明的第四目的在于提供一种高氮含量、高芳烃含量烃类的加氢转化方法，其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于370°C
发明内容本发明一种煤焦油加氢转化生产柴油的方法，其特征在于包含以下步骤在加氢精制部分，煤焦油完成加氢精制反应，转化为所含烃类常规沸点均低于370。C的加氢精制反应流出物，加氢精制部分反应条件为温度为250460。C、压力为4,030.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.055.Ohr—1、氢气/原料油体积比为500:14000:1;在分离部分，分离加氢精制反应流出物得到加氢精制柴油，一部分加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；在加氢裂化部分，加氢裂化部分原料油完成加氢裂化反应，转化为加氢裂化反应流出物，加氢裂化部分反应条件为温度为25048(TC、压力为4.030.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.055.Ohr—'、氢气/原料油体积比为500:14000:1;至少一部分加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，其余部分加氢裂化反应流出物进入分离部分。如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于加氢精制部分反应条件为温度为300440。C、压力为6.025.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.14.Ohr—\氢气/原料油体积比为600:12500:1;在分离部分得到一个低十六烷值加氢精制柴油和一个高十六垸值加氢精制柴油，至少一部分低十六烷值加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；加氢裂化部分反应条件为温度为330460°C、压力为6.025.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.l3.0hr—\氢气/原料油体积比为600:12500:1。如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于在加氢精制部分上游设置预加氢部分，在预加氢部分，煤焦油完成预加氢反应，转化为预加氢反应流出物，预加氢反应流出物进入加氢精制部分，预加氢部分反应条件为温度为20040(TC、压力为4.030.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.055.0hr"、氢气/原料油体积比为500:14000:1;至少一部分加氢裂化反应流出物通过预加氢部分，然后进入加氢精制部分，其余部分加氢裂化反应流出物进入分离部分如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于预加氢部分反应条件为温度为200350。C、压力为6.025.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.14.Ohr—'、氢气/原料油体积比为600:12500:1;加氢精制部分反应条件为温度为300440。C、压力为6.025.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.l4.0hr\氢气/原料油体积比为600:12500:1;在分离部分得到一个低十六垸值加氢精制柴油和一个高十六烷值加氢精制柴油，至少一部分低十六垸值加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；加氢裂化部分反应条件为温度为330460°C、压力为6.025.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.13.Ohr—\氢气/原料油体积比为600:12500:1。如上所述一种煤焦油加氢转化方法，其特征进一步在于作为加氢裂化部分原料油的加氢精制柴油，十六垸值一般低于32、通常低于28。具体实施例方式以下详细描述本发明。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽液平衡温度。本发明所述的常规气体烃指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6'C条件下液体密度与常压、15.6t条件下水密度的比值。本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于18(TC的常规液体烃。本发明所述的柴油组分或柴油馏分指的是常规沸点为18037(TC的烃类。本发明所述的杂质组分指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢等。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述煤焦油烃类，指的是适合于加氢处理的煤焦油，其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于370°C。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述煤焦油的性质，有机氧含量通常为0.311%、特别地为3.510%、更特别地为510%，比重通常为0.901.05，常规沸点一般为60390。C通常为12037(TC，通常金属含量为530PPm、硫含量为0.150.9%、氮含量为0.41.5%、通常无机水含量为0.25.0%。本发明所述富氧煤焦油，指的是有机氧含量高于2.5%、特别地高于4.0%的煤焦油，且其最重组分须经加氢改质过程才能转化为柴油组分，其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于370°C。本发明所述宽馏分煤焦油，指的是含有常规沸点高于30(TC馏分和常规沸点低于30(TC馏分的煤焦油，且其最重组分须经加氢改质过程才能转化为柴油组分，其加氢精制反应流出物所含烃类常规沸点均低于37(TC。本发明所述的两段法加氢，指的是原料转化为最终产品的加氢处理过程包含两个加氢反应系统(加氢精制反应系统和加氢裂化反应系统)和一个共用的反应流出物分离系统，分离系统分离出的某一柴油(通常是最重馏分产品)作为加氢裂化反应系统的原料油，两个加氢反应系统在原料油流程上形成总体串联流程，但反应部分形式上接近一段流程。以下详细描述本发明各部分。煤焦油原料进入加氢部分之前，通常进行脱水处理和过滤脱固体颗粒处理。当煤焦油原料性质较好时，可以直接作加氢原料。根据煤焦油原料性质，可以设置或不设置预加氢部分。当煤焦油原料氧含量(酚类含量)和或金属含量和或烯烃含量很低时，可以不设置预加氢部分，此时，煤焦油原料最先接触的催化剂是加氢精制催化剂。但通常设置预加氢部分，在较低的温度下对易加氢组分进行加氢比如烯烃饱和、脱氧、脱金属等。由于煤焦油通常含有金属和或有机氧和或烯烃，故工业装置通常设置预加氢部分。按照本发明，在预加氢部分，煤焦油经过预加氢催化剂的床层，转化为预加氢反应流出物。预加氢部分，反应条件通常为温度为200400°C、压力为4.030.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.055.0hr"、氢气/原料油体积比为500:14000:1。预加氢部分，适宜反应条件为温度为200350°C、压力为6.025.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.14.Ohr—\氢气/原料油体积比为600:12500:1。本发明所述的预加氢反应，通常指的是在氢气和合适的预加氢催化剂存在条件下煤焦油发生的耗氢的预加氢反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即为加氢精制部分提供合适的原料油，应根据原料煤焦油性质和加氢精制部分催化剂对原料性质的要求确定一般该过程将预加氢生成油的金属含量降低至10PPm以下、通常降低至5PPm以下，最好降低至2PPm以下;同时完成部分脱残炭、脱氧等预加氢反应，延长加氢精制催化剂的操作周期。所述的预加氢部分，因煤焦油原料性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重、残碳含量)的不同和预加氢反应深度(加氢脱氧、加氢脱金属、加氢脱残碳)的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。所述预加氢部分，使用的预加氢催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。预加氢催化剂，可以是煤焦油预加氢专用催化剂，也可以是合适的石油炼制柴油和/或蜡油的预加氢过程使用的加氢脱金属剂、加氢脱氧剂、加氢脱残炭等预加氢催化剂及其组合。所述预加氢部分，根据需要可以将任一种补充硫加入反应部分，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对煤焦油加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。按照本发明，在加氢精制部分，加氢精制部分原料经过加氢精制催化剂床层，转化为所含烃类常规沸点均低于37(TC的加氢精制反应流出物。在加氢精制部分，在加氢精制催化剂存在条件下，所述加氢精制原料完成加氢精制反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的加氢精制反应流出物。加氢精制部分，反应条件通常为温度为250460。C、压力为4.030.OMPa、加氢精制催化剂体积空速为0.055.Ohr—、氢气/原料油体积比为500:l4000:1。加氢精制部分，适宜反应条件为温度为300440。C、压力为6.025.OMPa、加氢精制催化剂体积空速为0.14.Ohr—\氢气/原料油体积比为600:12500:1。本发明所述的加氢精制反应，通常指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下煤焦油发生的耗氢的精制反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即生产较高十六垸值柴油或为加氢裂化部分提供合适的原料油，所得加氢精制柴油的十六烷值一般高于30、通常高于35。加氢精制反应深度应根据原料煤焦油性质和加氢裂化部分催化剂对原料性质的要求确定一般该过程将加氢精制生成油的氮含量降低至800PPm以下，最好降低至400PPm以下；一般该过程将加氢精制生成油的硫含量降低至400PPm以下、通常降低至300PPm以下，最好降低至200PPm以下；一般该过程对原料煤焦油的残炭脱除率大于70%、通常大于90%、最好大于95%，以延缓加氢裂化部分加氢催化剂的结炭速度，延长加氢裂化部分催化剂的操作周期。所述的加氢精制部分，因煤焦油原料性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢精制反应深度(加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和)的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。所述加氢精制部分，使用的加氢精制催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。加氢精制催化剂，可以是煤焦油加氢精制专用催化剂，也可以是合适的石油炼制柴油和/或蜡油的加氢精制过程使用的加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢脱残炭、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。按照本发明，在分离部分，分离加氢精制反应流出物得到至少一个柴油产品，通常加氢精制反应流出物首先进入加氢精制冷高压分离部分。加氢精制反应流出物进入加氢精制冷高压分离部分之前，通常向加氢精制反应流出物中注入洗涤水。所述加氢精制反应流出物通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后加氢精制反应流出物。洗涤水用于吸收加氢精制反应流出物中的氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收加氢精制反应流出物中的硫化氢。所述加氢精制冷高压分离部分包含注水后加氢精制反应流出物的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后加氢精制反应流出物通常先降低温度(通常使用空气冷却器和或水冷却器)至约307(TC、通常306(TC。在加氢精制冷高压分离部分，所述注水后加氢精制反应流出物气体分离为一个在体积上主要由氢气组成的加氢精制冷高分气气体、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的加氢精制冷高分油液体、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的加氢精制冷高分水液体。所述加氢精制冷高分水液体，其中氨的含量一般为l15。/。(w)，最好为38。/。(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢精制反应流出物中的氨和硫化氢，防止加氢精制反应流出物冷却降温过程形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定一方面，洗涤水注入加氢精制反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30%或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢精制产物中的氨，防止加氢精制冷高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常加氢精制冷高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的加氢精制冷高压分离部分，其分离器操作压力为加氢精制部分压力减去实际压力降，加氢精制冷高压分离部分操作压力与加氢精制部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.51.2MPa。所述的加氢精制冷高分气气体，其氢气浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70%(v)，宜不低于80%(v)，最好不低于85%(v)。如前所述至少一部分、通常为85100%的所述加氢精制冷高分气气体返回加氢精制部分和或预加氢部分形成循环氢气，以提供加氢精制部分和或预加氢部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证加氢精制部分和或预加氢部分循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述加氢精制冷高分气气体(以下简称加氢精制冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙垸。对于加氢精制冷高分气排放气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。加氢精制冷高压分离部分之前可以设置热高压分离部分。本文所述加氢精制冷高分油分离部分，是指将其分离为气体产品和液体产品的步骤，其窄馏分产品比如主要由常规沸点高于18(TC的组分或主要由常规沸点高于25(TC的组分或主要由常规沸点高于30(TC的组分组成的加氢精制柴油，可作为加氢裂化部分原料油使用。在此，所述的加氢精制冷高分油首先降低压力、通常压力降至0.54.0MPa形成气、液混相物流，然后经过分离和或分馏的过程完成分离，通常分离为气体、液化气、石脑油馏分和至少一个柴油馏分等。按照本发明，为了进一步提高加氢精制柴油组分十六垸值，同时充分发挥加氢裂化部分的加氢催化剂性能和或避免加氢精制石脑油组分或加氢精制轻柴油组分的过度裂化，在加氢精制生成油的分离部分对加氢精制反应流出物进行分离脱出氨和/或水和/或轻馏分，对得到的低十六垸值加氢精制柴油，进一步加氢裂化生产高十六垸值柴油。按照本发明，当分离部分有两个或多个加氢精制柴油时，加氢裂化原料油为低十六垸值的加氢精制柴油。作为加氢裂化部分原料油的加氢精制柴油，十六烷值一般低于32、通常低于28。本发明的目的在于提出处理高密度(比如20。C密度大于945kg/m3)的常规沸点低于39(TC的煤焦油烃类，采用两段法工艺，生产较高十六烷值柴油。本发明的另一目的在于公开加氢保护剂或加氢脱金属剂床层适宜操作条件，这一点对装置运行非常重要，可延长预加氢催化剂寿命、利于稳定反应温度、防止"飞温"。以下详细描述本发明的加氢裂化部分。在加氢裂化部分，在加氢裂化催化剂存在条件下，加氢裂化原料油和氢气完成加氢裂化反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的加氢裂化反应流出物。加氢裂化部分，反应条件通常为温度为25048(TC、压力为4.030.OMPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.055.Ohr—、氢气/原料油体积比为500:l4000:1。加氢裂化部分，适宜反应条件为温度为330460。C、压力为6.025.OMPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.13.Ohr—\氢气/原料油体积比为600:l2500:1。所述加氢裂化部分，因其原料性质(十六垸值、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和预期的加氢裂化反应深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。本发明所述的加氢裂化部分的加氢裂化反应一词，指的是在氢气和合适的催化剂存在条件下，加氢裂化部分原料油发生的耗氢的反应过程(通常包含裂化反应)，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义比如生产预期十六烷值的柴油馏分，应根据加氢裂化部分原料油性质、预期柴油馏分性质和加氢裂化催化剂性能确定加氢裂化柴油与加氢裂化原料油相比，十六烷值通常至少提高4个单位、最好至少提高8个单位。如上所述加氢裂化部分，加氢裂化催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合和混装。加氢裂化催化剂，可以是煤焦油加氢裂化专用催化剂，也可以是合适的石油炼制过程柴油(包括劣质柴油)和/或蜡油的加氢裂化过程使用的加氢裂化催化剂及其组合。如上所述加氢裂化部分，可以选用不掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂化催化剂或少量掺合分子筛的无定形(硅铝)加氢裂化催化剂，以尽可能增强对原料中有机氮化物的适应能力，提高柴油组分产率。按照本发明，至少一部分加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，其余部分进入分离部分，其优点在于①由于加氢精制部分反应温度高于预加氢部分反应温度，高温加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，具备对预加氢反应流出物加热作用，可简化流程、节省投资；②加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，提高了加氢精制部分热容量，可降低加氢精制部分温升，使加氢精制催化剂在更加接近最佳反应温度条件下运行，利于延长加氢精制催化剂寿命、改善加氢精制产品分布；③加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，改善了原料性质，利于延缓加氢精制催化剂结焦，利于延长加氢精制催化剂寿命、改善加氢精制产品分布；④加氢裂化反应流出物与加氢精制反应流出物共用分离部分，可简化总体流程、实现设备大型化、显著节省投资。按照本发明，至少一部分加氢裂化反应流出物进入预加氢部分，其余部分进入分离部分，其优点在于①由于预加氢部分反应温度低于加氢裂化部分反应温度，高温加氢裂化反应流出物进入预加氢部分，具备对预加氢原料加热作用，可简化流程、节省投资；②加氢裂化反应流出物进入预加氢部分，提高了加氢精制部分热容量，可降低加氢精制部分温升，使加氢精制催化剂在更加接近最佳反应温度条件下运行，利于延长加氢精制催化剂寿命、改善加氢精制产品分布；③加氢裂化反应流出物进入预加氢部分，改善了原料性质，利于延缓预加氢催化剂/加氢精制催化剂结焦，利于延长预加氢催化剂/加氢精制催化剂寿命、改善加氢精制产品分布；④加氢裂化反应流出物与加氢精制反应流出物共用分离部分，可简化总体流程、实现设备大型化、显著节省投资。按照本发明，新氢进入加氢部分以补充消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95%(v)，最好不低于99%(v)。按照本发明，可将全部新氢引入预加氢部分或加氢精制部分或加氢裂化部分。本发明典型的煤焦油加氢转化过程可以有效脱除煤焦油中的金属、氧、硫、氮，使其中至少一部分多环化合物饱和、裂化，使油品性质得到大幅度改善，石脑油馏分产品可以作为优质催化重整原料或乙烯裂解原料、柴油馏分产品可以作为优质柴油调和组分。本发明煤焦油加氢转化方法，可以将一部分分馏部分柴油作预加氢部分或加氢精制部分原料油循环使用。煤焦油性质见表l，催化剂组成见表2。从操作条件和柴油产品性质表(表3)可以看出专利CN1147575C不能将原料转化为合适的柴油产品，采用本发明，方案l、方案2加氢转化所得柴油产品十六烷值超过39。表l煤焦油性质<table>tableseeoriginaldocumentpage16</column></row><table>表2催化剂组成<table>tableseeoriginaldocumentpage17</column></row><table>权利要求1、一种煤焦油加氢转化生产柴油的方法，其特征在于包含以下步骤在加氢精制部分，煤焦油完成加氢精制反应，转化为所含烃类常规沸点均低于370℃的加氢精制反应流出物，加氢精制部分反应条件为温度为250～460℃、压力为4.0～30.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在分离部分，分离加氢精制反应流出物得到加氢精制柴油，一部分加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；在加氢裂化部分，加氢裂化部分原料油完成加氢裂化反应，转化为加氢裂化反应流出物，加氢裂化部分反应条件为温度为250～480℃、压力为4.0～30.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；至少一部分加氢裂化反应流出物进入加氢精制部分，其余部分加氢裂化反应流出物进入分离部分。2、根据权利要求l所述方法，其特征在于加氢精制部分反应条件为温度为300440°C、压力为6.025.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.14.0hr"、氢气/原料油体积比为600:12500:1;在分离部分得到一个低十六垸值加氢精制柴油和一个高十六烷值加氢精制柴油，至少一部分低十六烷值加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；加氢裂化部分反应条件为温度为330460°C、压力为6.025.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.13.0hr"、氢气/原料油体积比为600:12500:1。3、根据权利要求l所述方法，其特征在于在加氢精制部分上游设置预加氢部分，在预加氢部分，煤焦油完成预加氢反应，转化为预加氢反应流出物，预加氢反应流出物进入加氢精制部分，预加氢部分反应条件为温度为200400。C、压力为4.030.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.055.0hf1、氢气/原料油体积比为500:14000:1;至少一部分加氢裂化反应流出物通过预加氢部分，然后进入加氢精制部分，其余部分加氢裂化反应流出物进入分离部分。4、根据权利要求3所述方法，其特征在于预加氢部分反应条件为温度为200350°C、压力为6.025.0MPa、预加氢催化剂体积空速为0.14.0hr"、氢气/原料油体积比为600:12500:1;加氢精制部分反应条件为温度为300440°C、压力为6.025.0MPa、加氢精制催化剂体积空速为0.14.0hr"、氢气/原料油体积比为600:12500:1;在分离部分得到一个低十六烷值加氢精制柴油和一个高十六垸值加氢精制柴油，至少一部分低十六烷值加氢精制柴油作为加氢裂化部分原料油；加氢裂化部分反应条件为温度为330460°C、压力为6.025.0MPa、加氢裂化催化剂体积空速为0.13.0hr"、氢气/原料油体积比为600:12500:1。5、根据权利要求1或2或3或4所述方法，其特征在于作为加氢裂化部分原料油的加氢精制柴油，十六垸值低于32。6、根据权利要求1或2或3或4所述方法，其特征在于作为加氢裂化部分原料油的加氢精制柴油，十六垸值低于28。全文摘要本发明涉及一种煤焦油加氢转化生产柴油的方法。煤焦油在加氢精制部分转化为所含烃类常规沸点均低于370℃的加氢精制反应流出物并经分离得到加氢精制柴油；一部分低十六烷值加氢精制柴油经加氢裂化部分转化为加氢裂化反应流出物并进入加氢精制部分。本发明适用于常规沸点低于390℃的高密度煤焦油加氢转化制取较高十六烷值柴油组分，且适合于所述高密度煤焦油与煤焦油石脑油的联合加工。文档编号C10G67/00GK101629106SQ200810162000公开日2010年1月20日申请日期2008年10月3日优先权日2008年10月3日发明者何巨堂申请人:何巨堂