一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法、产品及其应用的制作方法

专利名称：一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法、产品及其应用的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种对煤炭直接液化获得的液化油的进一步处理的方法。更具体地 说，涉及一种由煤炭直接液化获得的粗油生产适合于催化重整进料的芳香烃潜含量极高的 石脑油的方法、由该方法获得的产品及其应用。
背景技术：
随着我国经济的快速发展和人民生活水平的日益提高，对芳香烃的需求也越来越 大。主要体现在化纤生产对芳香烃的需求和高辛烷值车用汽油调和组分对芳香烃的需求等 方面。芳香烃主要来自石脑油催化重整生成油以及蒸汽裂解制乙烯副产的裂解石脑油。石脑油催化重整的原料主要是直馏石脑油、加氢裂化石脑油。直馏石脑油含有硫、 氮、金属杂质(如As、Cu、Pb等)等有毒物质，因此，直馏石脑油必须经过预处理才能作为催 化重整装置的合格原料。芳烃潜含量是评价石脑油作为重整原料的一个重要指标。直馏石脑油的芳烃潜 含量与原油的种类有关，如大庆直馏石脑油的芳香烃潜含量约为32%，胜利直馏石脑油的 芳烃潜含量约为49%。加氢裂化石脑油的芳烃潜含量与加氢裂化原料油的种类有关，对大 庆、胜利和孤岛减压瓦斯油加氢裂化所得的窄馏分(沸点为65 132°C )的芳烃潜含量， 以石蜡基的大庆油最低为45%，以中间基的胜利油居中为53%，而以环烷基的孤岛油最高 为 61%。我国催化重整装置在最近几年得到了较大的发展，一些炼厂面临重整原料不足的 局面，而原料来源不足成为制约我国催化重整技术发展的一个主要因素。我国的一次能源 结构决定了煤炭直接液化生产油品符合我国能源可持续发展战略。煤炭直接液化生产的液 化油包括轻质液化油品和重质液化油品，把轻质液化油作为催化重整的原料来扩大催化重 整原料的来源是非常有意义的。但由煤炭直接液化生产的液化油保留了液化原料煤的一些 性质特点，如氮、氧杂原子含量高，对于轻质液化油品由于含有较高的氮、氧等杂质，存在少 量的机械杂质，如细小的煤屑等，作为催化重整进料时质量较差，因此需要进一步处理。欧洲专利申请EP0203240公布了一种改善煤液化工艺提高石脑油产率的方法。该 方法是将煤和合适的溶剂配成的油煤浆液化生成的产品分为气体产品、液体产品和固体产 品，并进一步将液化产品分为石脑油馏分、溶剂馏分和减压瓦斯油馏分；一部分溶剂馏分和 一部分减压瓦斯油馏分的混合物先后进入加氢处理反应器、加氢裂化反应器，得到石脑油 馏分和溶剂馏分，从而提高石脑油的产率。该方法只是提高了石脑油的产率，并没有提供对 于石脑油进行进一步处理的方法。中国专利申请公开CN 1912062A公布了一种用石油二次加工汽油生产催化重整 原料的方法，首先将二次加工汽油切割为轻质汽油馏分、中质汽油馏分和重质汽油馏分；中 质汽油馏分和氢气一起进入第一加氢反应器，在加氢精制催化剂作用下进行反应，反应流 出物不经分离直接与直馏石脑油混合后进入第二加氢反应器，在加氢精制催化剂的作用下进行反应，生成的反应流出物进行冷却、分离，分离出的液体进入蒸馏脱水塔，经脱除杂质 后得到石脑油。该方法主要是将二次加工汽油中的烯烃饱和，并脱除硫氮等杂质，可为催 化重整提供硫、氮含量均合格的原料，但原料的芳烃潜含量往往不高。与石油基石脑油(直馏石脑油和加氢裂化石脑油)相比，煤基石脑油有其自身的 特点，煤基石脑油的芳烃潜含量高，是催化重整的良好原料，但同时其硫、氮含量很高，通常 都在1000 μ g/g以上，因而是不合格的催化重整原料。而上述公开的专利技术都没有提及 如何才能将煤基石脑油转化为用于催化重整的合格原料。因此，为了克服上述缺陷，需要提供一种适用于从煤炭直接液化的粗液化油品生 产高芳香烃潜含量的石脑油的方法，以便将由该方法获得的高芳香烃潜含量的石脑油作为 催化重整生产芳烃的原料。

发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种由煤炭直接液化获得的粗液化油 品生产高芳香烃潜含量的石脑油，以便作为催化重整生产芳烃的原料。为此，本发明提供了一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方 法，包括以下步骤a)加氢步骤将煤直接液化生产的全馏分油与氢气混合，其混合后一起从膨胀床 下部进入膨胀床加氢处理反应器，与加氢处理催化剂接触以发生加氢反应，将流出膨胀床 加氢处理反应器出口的物流经分离、分馏后，得到轻质馏分油、中质馏分和重质馏分油；以 及b)深度加氢精制步骤将步骤a)得到的轻质馏分油、中质馏分油混合后，再与氢 气混合，然后一起进入固定床深度加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触，以发生化学 反应，将流出固定床深度加氢精制反应器出口的物流经分离、分馏后，得到符合催化重整进 料要求的高芳香烃潜含量的石脑油馏分。优选地，步骤a)的氢气由新鲜氢气和来自加氢处理反应器系统的循环氢构成，步 骤b)的氢气由新鲜氢气和来自深度加氢精制反应器系统的循环氢构成。更优选地，步骤a) 的氢气主要为来自加氢处理反应器系统的循环氢；步骤b)的氢气也主要为来自深度加氢 精制反应器系统的循环氢。更优选地，步骤a)中的来自加氢处理反应器系统的循环氢的的氢浓度为90 95%。步骤b)中的来自加氢处理反应器系统的循环氢的氢浓度为92 96%。优选地，用于催化重整原料的石脑油源自煤炭直接液化生产的液化油，而非石油。优选地，步骤a)的加氢处理反应器的反应条件为氢分压6. 0 30. OMPa,反应 温度300 430°C，液时空速0. 6 31Γ1，氢气与全馏分液化油的气液体积进料比900 1200 INm3Ai3;而步骤b)的深度加氢精制反应器的反应条件为氢分压6.0 20. OMPa， 反应温度300 460°C，液时空速0. 2 41Γ1，氢气与轻质馏分油、中质馏分油的气液体积进 料比 900 1200 INmVm30更优选地，步骤a)的加氢处理反应器的反应条件为氢分压10. 0 20. OMPa,反 应温度330 400°C，液时空速0. 5 31Γ1，氢气与全馏分液化油的气液体积进料比900 1200 INmVm3 ；而步骤b)的深度加氢精制反应器的反应条件为氢分压10. 0 18. OMPa,反应温度350 420°C，液时空速0. 6 31Γ1，氢气与轻质馏分油、中质馏分油的气液体积进 料比 900 1200 INmVm30优选地，步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的加氢处理催化剂以无定型氧 化铝或氧化硅为载体，其上负载金属组分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属组分，其中 VIB族金属选自W或Mo，VIII族金属选自Co或Ni ；步骤b)的深度加氢精制反应器所使用 的深度加氢精制催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载体，其上负载金属组分，金属组分为 VIB族或者是VIII族金属组分，其中VIB族金属选自W或Mo，VIII族金属选自Co或Ni，其 中深度加氢精制反应器包括了 2 4个催化剂床层。优选地，步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的加氢处理催化剂的膨胀比为 20 40%，更优选催化剂的膨胀比为25 35%，最优选催化剂的膨胀比为约30%。更优选地，步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的加氢处理催化剂选自法国 AXENS生产的HTS系列催化剂、中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RS-1000催 化剂。最优选地，步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的加氢处理催化剂为法国 AXENS生产的HTS-358，为Ni-Mo型负载催化剂。另一种优选的加氢处理催化剂为中国石油 化工股份有限公司催化剂分公司生产的RS-1000催化剂。更优选地，步骤b)的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢精制催化剂包括2 3个催化剂床层，步骤b)的深度加氢精制反应器(25)所使用的深度加氢精制催化剂选自 中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RN系列催化剂、FF系列催化剂、ΠΙ系列 催化剂，大庆石化公司研究院生产的DZ系列，如RN-1、RN-2、RNC-2、RN-IOB, RN-22、RN-32、 RN-32V、DZ-I、DZ-1A、DZ-10D、DZ-10G 催化剂。最优选地，步骤b)的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢精制催化剂包括3个 催化剂床层，步骤b)的深度加氢精制反应器(25)所使用的深度加氢精制催化剂选自中国 石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的催化剂RN-2、RNC-2和RN-32。优选地，步骤a)中，包括液化轻油和液化馏分油的全馏份油与氢气的混合物进入 膨胀床加氢处理反应器的入口温度根据液化轻油、液化馏分油与氢气之间的进料比例而不 同，可以在250 300°C之间；步骤a)中得到加氢产物流出膨胀床加氢处理反应器出口的 温度根据液化轻油、液化馏分油与氢气之间的进料比例而不同，可以在300 390°C之间。优选地，步骤b)中，氢气与轻质馏分油、中质馏分油的混合物进入固定床加氢精 制反应器的入口温度根据轻质馏分油和中质馏分油与氢气之间的进料比例而不同，可以在 300 380°C之间；步骤b)中得到加氢产物流出固定床加氢精制反应器出口的温度根据轻 质馏分油和中质馏分油与氢气之间的进料比例而不同，可以在330 400°C之间。本发明的另一方面，提供了 一种由本发明的方法获得的煤基高芳香烃潜含量石脑 油。优选地，其中石脑油的芳香烃潜含量为60 SOwt%。本发明的又一方面，提供了 一种由本发明的方法获得的煤基高芳香烃潜含量石脑 油用做催化重整原料的应用。优选地，该煤基高芳香烃潜含量的石脑油作为催化重整生产芳烃或高辛烷值车用 汽油的调和组分的原料。
由于本发明方法的步骤a)的液化油品的加氢处理采用了膨胀床加氢处理反应 器，使得在整个运转期间反应器内催化剂活性稳定，反应器温度一致。本发明的步骤a)中的加氢处理采用膨胀床反应器，采用该类型反应器具有以下 优点一、催化剂床层阻力不会增加。由于由煤直接液化生产的液化轻油、液化馏分油从膨 胀床下部进入反应器，使得由煤直接液化生产的液化馏分油带入加氢系统中的机械杂质如 细微的煤粉颗粒等非油品在运行过程中可以借助于流体的作用使其穿过整个膨胀床催化 剂床层，而不会像固定床催化剂那样使机械杂质聚集在油品入口的催化剂床层的表面，有 效避免了催化剂床层的堵塞，这样在整个运转过程中，催化剂床层的阻力可以保持恒定，不 会像固定床反应器那样由于床层阻力增加而影响运转周期；二、采用了膨胀床反应器，使得 反应器中的温度分布均勻，反应器内的反应十分均勻；三、取消了冷氢系统，使得反应热得 到充分利用，达到了节能的目的；四、取消了目前T-star工艺中采用的膨胀床加氢处理反 应器中的强制循环系统，使得其中的催化剂不再受到强制循环液流的冲击，从而延长了催 化剂寿命，并降低了对于催化剂强度方面的要求，同时省去了一台压缩机，减少了设备投资 和占地，降低了成本，并使整个设备布局更紧凑。本发明提供的方法是以煤炭直接液化生产的粗液化油为原料，生产催化重整用的 特高芳香烃潜含量的石脑油，得到的石脑油芳香烃潜含量大于70%，通常石脑油芳香烃潜 含量在70% 80%之间，尤其作为催化重整原料用于生产芳烃，如苯、甲苯、二甲苯，或者 用于生产高辛烷值车用汽油的调和组分的原料。


图1为本发明提供的生产特高芳香烃潜含量石脑油的方法的示意图。
具体实施例方式以下提供了本发明的具体实施方式
。本领域技术人员应该理解其中实施例仅是为 了说明的目的，不应被视为以任何方式限制由权利要求所限定的本发明的范围。在本发明的一个具体实施方式
中，提供了一种从煤炭直接液化粗液化油生产芳香 烃潜含量极高的石脑油的方法，该石脑油可以作为催化重整的进料。该方法包括粗液化油的加氢处理和深度加氢精制两个步骤步骤a)加氢处理；加氢处理的目的是烯烃饱和、二环以上的芳香烃部分饱和、部分脱除液化油中的 氧、氮、硫等杂质，一方面为煤炭直接液化单元提供活性溶剂，另一方面为后续的深度加氢 精制过程提供原料。本发明提供的加氢处理采用膨胀床反应器，采用该类型反应器具有以下优点催化剂床层阻力不会增加；由于进料的液化轻油、液化馏分油从膨胀床下部进入反应器，使得由进料的液化 轻油、液化馏分油带入加氢处理反应器中的机械杂质如细微的煤粉颗粒等非油品在运行过 程中可以借助于流体的作用使其分散在整个膨胀床催化剂内部，而不会像固定床催化剂那 样使机械杂质聚集在油品入口的催化剂床层的表面，有效避免了催化剂床层的堵塞；这样在整个运转过程中，催化剂的活性可以保持恒定，不会像固定床反应器那样由于床层阻力增加而影响运转周期；本发明的反应系统取消了冷氢系统，使得反应热得到充分利用，达到了节能的目 的；本发明的膨胀床加氢处理反应器取消了目前T-star工艺中采用的强制循环，使 得其中的催化剂不再受到强制循环液流的冲击，从而延长了催化剂寿命，并且节省了一台 压缩机，减少了设备投资和占地，降低了成本，并使整个设备布局更紧凑。由于膨胀床加氢处理反应器中使用的催化剂不再受到强制循环液流的冲击，因而 降低了其强度方面的要求，增加了可用催化剂的选择余地，降低了催化剂的成本。在加氢处理过程中，烯烃饱和、脱氧和脱硫的反应比较容易进行，而二环以上的芳 烃饱和及脱氮的反应相对比较困难。在本过程中，二环以上芳烃饱和的程度是受到煤炭直 接液化对活性溶剂供氢性能限制的，因此本发明所采用的反应条件和催化剂要兼顾二环以 上芳香烃的饱和及煤液化油的脱氮活性，既要满足二环以上芳香烃的饱和程度达到一定比 例，又要在此条件下将煤液化油中的氮含量降低到最低水平。本发明提供的步骤a)的加氢处理反应器的主要反应条件是氢分压6.0 30. OMPa,反应温度300 430°C，液时空速0. 2 41Γ1，，氢气与全馏分液化油的气液体积进 料比 900 1200 INmVm30本发明的膨胀床反应器所使用的加氢处理催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载 体，其上负载金属组分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属组分；其中VIB族金属选自W 或Mo，VIII族金属选自Co或Ni。步骤a)的所述膨胀床加氢处理反应器(5)所使用的加氢处理催化剂选自法国 AXENS生产的HTS系列催化剂、中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RS-1000 催化剂，尤其是法国AXENS生产的HTS-358催化剂(其为一种Ni-Mo型负载催化剂)，以及 中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RS-1000催化剂。步骤b)深度加氢精制步骤b)_深度加氢精制的目的是对步骤加氢处理生产的原料进行进一步精 制，以降低原料中残留的杂质，得到符合催化重整进料要求的合格石脑油产品；该步骤的原 料是步骤加氢处理生产的轻质馏分油和中质馏分油的混合油品。在本发明中，步骤b)深度加氢精制采用一个固定床反应器，在该反应器内，包括 了 2 4个催化剂床层。本发明提供的深度加氢精制反应器的主要反应条件是氢分压6. 0 20. OMPa,反 应温度300 460°C，液时空速0. 2 41Γ1，氢气与轻质馏分油、中质馏分油的气液体积进料 比 900 1200 INm3Ai3。本步骤所使用的深度加氢精制催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载体，其上负载 金属组分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属组分；其中VIB族金属选自W或Mo，VIII 族金属选自Co或Ni。本步骤所使用的深度加氢精制催化剂选自中国石油化工股份有限公司催化剂分 公司生产的RN系列馏份油加氢精制催化剂、FF系列催化剂、FH系列催化剂、大庆石化公司 研究院生产的 DZ 系列，如 RN-1、RN-2、RNC-2、RN-IOB, RN-22、RN-32、RN-32V、DZ-1、DZ-1A、 DZ-10D、DZ-10G催化剂。尤其是RNC-2催化剂。
本发明通过步骤b)的深度加氢精制将步骤a)得到的不适合作为煤直接液化溶剂 的轻质馏分油、中质馏分油进行进一步的饱和并进一步脱除其中的硫、氮、氧的杂质含量， 使得最终流出固定床深度加氢精制反应器出口的物流经分离、分馏后，得到了符合催化重 整进料要求的高芳香烃潜含量的石脑油馏分。在一个具体实施方式
中，提供了一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油 的生产方法，包括以下步骤a)加氢步骤将煤直接液化生产的全馏分油与氢气混合，其混合后一起从膨胀床 下部进入的膨胀床加氢处理反应器，与加氢处理催化剂接触以发生加氢反应，将流出膨胀 床加氢处理反应器出口的物流经分离、分馏后，得到轻质馏分油、中质馏分和重质馏分油； 以及b)深度加氢精制步骤将步骤a)得到的轻质馏分油、中质馏分油混合后，再与氢 气混合，然后一起进入固定床深度加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触，发生一系列化 学反应，将流出所述固定床深度加氢精制反应器出口的物流经分离、分馏后，得到符合催化 重整进料要求的高芳香烃潜含量的石脑油馏分。在一优选实施方式中，本发明方法的用于催化重整原料的石脑油源自煤炭直接液 化生产的液化油，而非石油。在一优选实施方式中，步骤a)的氢气由新鲜氢气和来自加氢处理反应器系统的 循环氢构成，步骤b)的氢气由新鲜氢气和来自深度加氢精制反应器系统的循环氢构成。在一更优选实施方式中，步骤a)的氢气主要为来自加氢处理反应器系统的循环 氢；步骤b)的氢气也主要为来自深度加氢精制反应器系统的循环氢。在一更优选实施方式中，步骤a)中的来自加氢处理反应器系统的循环氢的氢浓 度为90 95%，更优选为92%。步骤b)中的来自加氢处理反应器系统的循环氢的氢浓度 为92 96%，更优选为95%。在一优选实施方式中，本发明方法的步骤a)的加氢处理反应器的反应条件为氢 分压6. 0 30. OMPa,反应温度300 430°C，液时空速0. 2 41Γ1，氢气与全馏分液化油的 气液体积进料比900 1200 INm3Ai3;而步骤b)的深度加氢精制反应器的反应条件为 氢分压6. 0 20. OMPa,反应温度300 460°C，液时空速0. 2 41Γ1，氢气与轻质馏分油和 中质馏分油的气液体积进料比900 1200 lNm3/m3。在一更优选实施方式中，步骤a)的加氢处理反应器的反应条件为氢分压10. 0 20. OMPa,反应温度330 400°C，液时空速0. 5 31Γ1，氢气与全馏分液化油的气液体积 进料比900 1200 INm3Ai3;而步骤b)的深度加氢精制反应器的反应条件为氢分压 10. 0 18. OMPa,反应温度350 420°C，液时空速0. 6 31Γ1，氢气与轻质馏分油和中质馏 分油的气液体积进料比900 1200 INmVm30在一优选实施方式中，本发明方法的步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的 加氢处理催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载体，其上负载金属组分，金属组分为VIB族 或者是VIII族金属组分，其中VIB族金属选自W或Mo，VIII族金属选自Co或Ni ；步骤b) 的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢精制催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载体，其 上负载金属组分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属组分，其中VIB族金属选自W或Mo， VIII族金属选自Co或Ni，其中深度加氢精制反应器包括了 2 4个催化剂床层。
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在一优选实施方式中，本发明方法的步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的 加氢处理催化剂的膨胀比为20 40%，更优选催化剂的膨胀比为25 35%，最优选催化 剂的膨胀比为约30%。在一优选实施方式中，步骤a)的膨胀床加氢处理反应器所使用的加氢处理催化 剂选自法国AXENS生产的HTS系列催化剂、中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产 的RS-1000催化剂；步骤b)所使用的深度加氢精制催化剂选自中国石油化工股份有限公司 催化剂分公司生产的RN系列催化剂、FF系列催化剂、FH系列催化剂，大庆石化公司研究院 生产的 DZ 系列，如 RN-1、RN-2、RNC-2、RN-1OB、RN-2 2、RN-3 2、RN-3 2V、DZ-1、DZ-1A、DZ-1OD、 DZ-10G催化剂。在一更优选实施方式中，本发明方法的步骤b)的所述深度加氢精制反应器所使 用的深度加氢精制催化剂包括2 3个催化剂床层。步骤b)的深度加氢精制反应器所使用 的深度加氢精制催化剂选自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的催化剂RN-2、 RNC-2 和 RN-32。在一进一步优选实施方式中，步骤b)的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢 精制催化剂包括3个催化剂床层，步骤b)的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢精制催 化剂选自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的催化剂RN-2、RNC-2和RN-32。在 一最优选实施方式中，步骤b)的深度加氢精制反应器所使用的深度加氢精制催化剂为中 国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的RNC-2催化剂。在一优选实施方式中，步骤a)中，液化轻油、液化馏分油与氢气的混合物进入膨 胀床加氢处理反应器的入口温度根据液化轻油、液化馏分油与氢气之间的进料比例而不 同，可以在250 300°C，尤其是在280°C左右；步骤a)中得到加氢产物流出膨胀床加氢 处理反应器出口的温度根据液化轻油、液化馏分油与氢气之间的进料比例而不同，可以在 300 390°C之间，尤其是在380°C左右。在一优选实施方式中，步骤b)中，氢气与轻质馏分油和中质馏分油的混合物进入 固定床加氢精制反应器的入口温度根据轻质馏分油和中质馏分油与氢气之间的进料比例 而不同，可以在300 380°C之间，尤其在320°C左右；步骤b)中得到加氢产物流出固定床 加氢精制反应器出口的温度根据轻质馏分油和中质馏分油与氢气之间的进料比例而不同， 可以在330 400°C之间，尤其在350°C左右。本发明的另一具体实施方式
中，提供了一种由本发明的方法获得的煤基高芳香烃 潜含量石脑油。其中石脑油的芳香烃潜含量为60 80wt%。本发明的又一具体实施方式
中，提供了一种由本发明的方法获得的煤基高芳香烃 潜含量石脑油用做催化重整原料的应用。该煤基高芳香烃潜含量的石脑油尤其适合作为催 化重整生产芳烃或高辛烷值车用汽油的调和组分的原料。在一优选实施方式中，本发明方法的或的所述煤基高芳香烃潜含量的石脑油作为 催化重整生产芳烃的原料。本发明提供的方法是以煤炭直接液化生产的粗液化油为原料，生产催化重整用的 特高芳香烃潜含量的石脑油，得到的石脑油芳香烃潜含量大于70%，通常石脑油芳香烃潜 含量在70% 80%之间，尤其作为催化重整原料用于生产芳烃，如苯、甲苯、二甲苯，或者 用于生产高辛烷值车用汽油的调和组分的原料。
下面结合图1和实施例，对本发明提供的生产特高芳香烃潜含量石脑油的方法的 具体加工流程详细描述如下，其仅是为了对本发明予以进一步的说明，并不因此限制本方法。图1是本发明提供的一种从煤炭直接液化粗油生产适合于催化重整进料的芳香 烃潜含量极高的石脑油的方法的示意图，图中省略了部分设备，例如加热炉、泵、换热器、空 冷器、塔、阀门、储罐等。将煤炭直接液化得到的轻质油和重质油的混合液化全馏份粗油经由第一管道1 进入第一泵2升压后，与来自第二管道3的新鲜氢气和来自第三管道4的循环氢混合并加 热后，一同进入膨胀加氢处理反应器5的底部，膨胀加氢处理反应器5的进口温度为250 300 0C，催化剂膨胀率为20 40%，一般在25 35%，优选在约30%。膨胀加氢处理反应 器5内部的氢分压为6. 0 30. OMPa,反应温度为300 430°C，进料的混合液化的全馏份 粗油的液时空速为。^ 处―1。由膨胀加氢处理反应器5的顶部出来的反应物料经第四管道9进入第一高压分离 器10进行气体和液体分离；将分离出的气体送第一离心压缩机11升压后送到加氢反应系 统循环利用，第一高压分离器10下部的液体经第五管道12进入第一低压分离器13继续分罔。将第一低压分离器13上部的气体经第六管道14引出，下部的液体经第七管道15 进入第一分馏塔16进行分离；第一分馏塔16顶部的轻馏分经第八管线17引出，轻馏分经 冷却后进入第一分离罐18，第一分离罐18上部的气体经第九管道19引出，第一分离罐18 下部的轻馏分液体经第十管道20引出，与第一分馏塔16中部引出的中间馏分油21 —起混 合后，作为步骤b)深度加氢精制的原料；将第一分馏塔16底部的液体经第十二管道22引 出，输送至煤炭直接液化装置(未示出)作为活性溶剂使用。将来自第一分馏塔16中部出口的混合油品(中质馏分)经第十一管道21引出， 并经第二泵23升压后，与来自第二管道3的新鲜氢气和来自第十五管道24的循环氢混合 并加热后，一同进入深度加氢精制反应器25的顶部。深度加氢精制反应器25为三段式固 定床反应器。由深度加氢精制反应器25底部出来的反应物料经第十六管道26进入第二高压分 离器27进行气体和液体分离，分离出的气体送第二离心压缩机28升压后送到深度加氢精 制反应系统循环利用，第二高压分离器27下部的液体经第十七管道29进入第二低压分离 器30继续分离。第二低压分离器30上部的气体经第十八管道31引出。第二低压分离器30下部的液体经第二十管道32进入第二分馏塔33进行分离。第二分馏塔33中部的液体经第二十一管道34引出作为煤油产品送出。第二分馏塔33底部的液体经第二十二管道35引出作为柴油送出。第二分馏塔33顶部的轻馏分经第二十三管线36引出经冷却后进入第二分离罐 37。将第二分离罐37上部的气体经第二十五管道38引出。将第二分离罐37下部的 石脑油产品39经第二十六管道38引出，作为催化重整的原料。本发明提供的方法是以煤炭直接液化的粗液化油为原料，来生产适合于催化重整 进料的极高芳香烃潜含量的石脑油，得到的石脑油的硫含量、氮含量均小于0.5 μ g/g，石脑油的芳香烃潜含量通常大于70wt %，甚至能达到约SOwt %。经过本发明的上述由煤炭直接 液化的粗油生产适合于催化重整进料的芳香烃潜含量极高的石脑油的方法得到的产物中 的硫、氮杂质含量低、芳香烃潜含量高，是优质的催化重整原料。由本发明的方法制备的芳 香烃潜含量极高的石脑油进行催化重整处理后能够制备苯、甲苯、二甲苯、和高辛烷值车用 汽油的调和组分。本实施例中所使用的煤炭直接液化的粗液化油的性质列于表1中；加氢处理步骤 a)的反应条件列于表2中；经加氢处理步骤a)获得的轻馏分、中间馏分油的性质分别列于 表3、表4中；在深度加氢精制步骤b)中所使用的原料油的性质列于表5中；深度加氢精制 步骤b)的反应条件列于表6中，经深度加氢精制步骤b)所生产的石脑油的性质列于表7 中。表1用于加氢处理步骤a)的原料油性质 表2加氢处理步骤a)的反应条件
*催化剂体积空速Of1)=液体进料体积/ (催化剂体积·单位时间)表3经加氢处理步骤a)获得的轻馏分产品性质 表4经加氢处理步骤a)获得的中间馏分产品性质
表5用于深度加氢精制步骤b)的原料油性质 表6深度加氢精制步骤b)的反应条件
*催化剂体积空速Of1)=液体进料体积/ (催化剂体积·单位时间)表7经深度加氢精制步骤b)获得的石脑油产品性质 由表1可以看出，由煤炭直接液化得到的粗液化油的氧、氮含量很高。表3 4的 数据表明，由煤炭直接液化得到的粗液化油品经步骤a)的加氢处理后，其中氧含量和氮含 量大幅度降低，达到了加氢处理的目的。表8的数据表明，经过步骤b)的深度加氢精制处 理后，石脑油中的硫含量、氮含量均小于0. 5μ g/g，石脑油的芳香烃潜含量大于70%，是优 质的催化重整用于制备芳烃的原料。通过本发明提供的以煤炭直接液化的粗液化油为原料，生产适合于催化重整进料 的极高芳香烃潜含量的石脑油的方法所获得的石脑油的硫含量、氮含量均小于0.5 μ g/g， 石脑油的芳香烃潜含量大于70wt %，通常在70 SOwt %，甚至能达到约SOwt %。经过本发 明的上述由煤炭直接液化的粗油生产适合于催化重整进料的芳香烃潜含量极高的石脑油 的方法得到的产物中的硫、氮杂质含量低、芳香烃潜含量高，是优质的催化重整原料。由本 发明的方法制备的芳香烃潜含量极高的石脑油进行催化重整处理后能够制备如苯、甲苯、 二甲苯的芳烃、和高标号汽油的调和组分。以下为图1中的附图标记的说明
1第一管道；
2第一泵；
3第二.管道；新鲜氢气；
4第三.管道；循环氢；
9第四管道；
10第一高压分离器；高压分离
11第一离心压缩机；
12第五.管道；
13第一低压分离器；低压分离
14第六管道；15第七管道；16第一分馏塔；分馏；17第八管线；轻质馏分油；18第一分离罐；19第九管道；20第十管道；21第十一管道；中间馏分油；中质馏分；22第十二管道；重质馏分油；23第二泵；24第十五管道；25(固定床)深度加氢精制反应器；26第十六管道；27第二高压分离器；高压分离28第二离心压缩机；29第十七管道；30第二低压分离器；低压分离31第十八管道；32第二十管道；33第二分馏塔；分馏34第二十一管道；煤油产品；35第二十二管道；柴油；36第二十三管线；37第二分离罐；石脑油产品；38第二十五管道；39石脑油馏分。以上所述仅为本发明的优选实施例，其并不用于限制本发明，对于本领域的技术 人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修 改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
权利要求
一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法，其特征在于，该方法包括以下步骤a)加氢步骤将煤直接液化生产的全馏分液化油与氢气(3、4)混合，混合后一起从膨胀床下部进入膨胀床加氢处理反应器(5)，与加氢处理催化剂接触以发生加氢反应，将流出所述膨胀床加氢处理反应器(5)出口的物流经分离(10、13)、分馏(16)后，得到轻质馏分油(17)、中质馏分(21)和重质馏分油(22)；以及b)深度加氢精制步骤将步骤a)得到的所述轻质馏分油(17)、所述中质馏分油(21)混合后，再与氢气(3、24)混合，然后一起进入固定床深度加氢精制反应器(25)，与加氢精制催化剂接触以发生化学反应，将流出所述固定床深度加氢精制反应器(5)出口的物流经分离(27、30)、分馏(33)后，得到符合催化重整进料要求的高芳香烃潜含量的石脑油馏分(39)。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，用于催化重整原料的石脑油源自煤炭直 接液化生产的液化油。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a)的所述膨胀床加氢处理反应器 (5)的反应条件为氢分压6. 0 30. OMPa,反应温度300 430°C，液时空速0. 2 41Γ1，氢 气与所述全馏分液化油的气液体积进料比900 1200 INm3Ai3;而步骤b)的所述深度加 氢精制反应器(25)的反应条件为氢分压6. 0 20. OMPa,反应温度300 460°C，液时空 速0.2 41Γ1，氢气与所述轻质馏分油(17)、所述中质馏分油(21)的气液体积进料比900 1200 INm3Ai3。
4.根据权利要求1 3任一项所述的方法，其特征在于，步骤a)的所述膨胀床加氢处 理反应器(5)所使用的加氢处理催化剂以无定型氧化铝或氧化硅为载体，其上负载金属组 分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属组分，其中VIB族金属选自W或Mo，VIII族金属 选自Co或Ni ；步骤b)的所述深度加氢精制反应器(25)所使用的深度加氢精制催化剂以 无定型氧化铝或氧化硅为载体，其上负载金属组分，金属组分为VIB族或者是VIII族金属 组分，其中VIB族金属选自W或Mo，VIII族金属选自Co或Ni，其中所述深度加氢精制反应 器(25)包括了 2 4个催化剂床层。
5.根据权利要求1 3任一项所述的方法，其特征在于，步骤a)的所述膨胀床加氢处 理反应器(5)所使用的加氢处理催化剂的膨胀比为20 40%，优选为25 35%，最优选 为约30%。
6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤a)的所述膨胀床加氢处理反应器 (5)所使用的加氢处理催化剂选自法国AXENS生产的HTS系列催化剂、中国石油化工股份有 限公司催化剂分公司生产的RS-1000催化剂。
7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤b)的所述深度加氢精制反应器(25) 所使用的深度加氢精制催化剂包括2 3个催化剂床层，步骤b)的所述深度加氢精制反应 器(25)所使用的深度加氢精制催化剂选自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产 的RN系列馏份油加氢精制催化剂、FF系列催化剂、FH系列催化剂、大庆石化公司研究院生 产的DZ系列催化剂。
8.根据权利要求1 7任一项所述的方法获得的煤基高芳香烃潜含量石脑油。
9.根据权利要求8所述的煤基高芳香烃潜含量石脑油，其中所述石脑油的芳香烃潜含量为60 80wt%。
10.根据权利要求1 7任一项所述的方法获得的或权利要求8或9所述的煤基高芳 香烃潜含量石脑油用做催化重整原料的应用。
11.根据权利要求10所述的应用，其中所述石脑油的芳香烃潜含量为60 80wt%。
12.根据权利要求10或11所述的应用，其特征在于，所述煤基高芳香烃潜含量的石脑 油作为催化重整原料用于生产芳烃或高辛烷值车用汽油的调和组分。
全文摘要
本发明涉及一种用于催化重整的煤基高芳香烃潜含量石脑油的生产方法及应用，该方法包括a)加氢步骤将煤直接液化生产的全馏分液化油与氢气混合，混合后进入膨胀床加氢处理反应器，与加氢处理催化剂接触以发生加氢反应，将流出膨胀床加氢处理反应器出口的物流经分离、分馏后，得到轻质馏分油、中质馏分和重质馏分油；和b)深度加氢精制步骤将步骤a)得到的轻质馏分油、中质馏分油混合后，与氢气混合，一起进入固定床深度加氢精制反应器，与加氢精制催化剂接触以发生化学反应，将流出固定床深度加氢精制反应器出口的物流经分离、分馏后，得到符合催化重整进料要求的高芳香烃潜含量的石脑油馏分，并延长催化剂使用寿命。
文档编号C10G67/02GK101892078SQ201010218009
公开日2010年11月24日 申请日期2010年6月24日 优先权日2010年6月24日
发明者吴秀章, 张继明, 李丽, 石玉林, 舒歌平 申请人:神华集团有限责任公司;中国神华煤制油化工有限公司