本发明属于航空燃油领域，具体涉及一种以f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分为原料的高密度、高热值喷气燃料，适用于提高喷气燃料的密度和热值，降低生产成本。
背景技术：
：煤制油是以煤炭为原料，通过化学加工过程生产油品和石油化工产品的一项技术，其包括煤直接液化和简介液化两种技术路线。其中，煤的间接液化首先是把煤气化，再通过费托(f-t)合成转化为烃类燃料。f-t合成工艺是以合成气为原料制备烃类化合物的过程。合成气可由天然气、煤炭、轻烃、重质油、生物质等原料制备。根据合成气的原料不同，f-t合成油可分为煤制油ctl、生物质制油和天然气制油。利用该合成工艺生产的油品具有h/c含量高、低硫和低芳烃高热值，以及能和高密度燃料调和组分以任意比例互溶等特性，但是，目前f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分存在密度过低(仅746kg/m3左右)和润滑性差(磨痕直径在1000μm以上)的缺陷。喷气燃料即喷气发动机燃料，又称航空涡轮燃料，是一种轻质石油产品，广泛用于各种喷气飞机。高密度喷气燃料是一类具有高密度、高体积热值和高性能的液体烃燃料，与普通喷气燃料相比，它有效提高了燃料单位体积的热值。将这种燃料应用于飞机上，能有效增加飞机所携燃料的单位体积热量，从而满足飞机高航速和远航程的要求。随着我国高性能飞机的陆续服役，对高密度、高性能的喷气燃料的需求也越来越急迫，而我国所用的喷气燃料主要还是rp-3，其密度(20℃)最高仅能达到830kg/m3，因此，研制出高密度、低成本的喷气燃料具有十分重要的意义。技术实现要素：本发明的目的是克服现有喷气燃料密度较低、成本较高的问题，提供一种以f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分为原料的高密度、高热值、低成本的喷气燃料。为实现以上目的，本发明提供了以下技术方案：一种高密度、高热值喷气燃料，其原料组成包括f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分，其中，所述f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比小于等于5∶7，所述高密度燃料调和组分为以劣质重油为原料、经过加氢精制得到的馏程为180﹣300℃的环烷烃和芳烃及尾油部分，该高密度燃料调和组分的理化性质符合rp-3喷气燃料的标准，且其密度为960﹣980kg/m3，净热值为43.8﹣44.8mj/kg。所述高密度燃料调和组分依次采用以下工艺制备而成：一、先将劣质重油放入一号常压分馏塔中以得到轻馏分和常压渣油，再将所述常压渣油与催化剂混合得到混合料；二、先将所述混合料与氢气混合，再将其加热后置于临氢催化裂解反应器中反应，随后将临氢催化裂解反应器中的顶部产物置于一号热高压分离罐中进行热高压分离，接着将临氢催化裂解反应器中的底部产物与一号热高压分离罐中的底部产物一起放入一号热低压分离罐中进行热低压分离；三、热低压分离完成后，先将一号热低压分离罐中的底部产物置于减压分馏塔进行减压分馏，再将减压分馏塔侧线得到的馏分油、工艺一中得到的轻馏分、一号常压分馏塔顶部及侧线产物置于固定床精制反应器中进行反应，反应完成后，将固定床精制反应器中的底部产物放入二号热高压分离罐中进行分离；四、分离完成后，先将二号热高压分离罐顶部排出的气体通入冷高压分离罐进行分离，并将二号热高压分离罐中的底部产物放入二号热低压分离罐中，随后将冷高压分离罐的底部冷凝油产物置于冷低压分离器中分离，再将冷低压分离器的底部冷凝油产物置于汽提塔；五、将汽提塔中的底部产物与二号常压分离塔中的底部产物放入二号常压分馏塔进行常压分馏，该二号常压分馏塔的侧线下部产物即为高密度燃料调和组分。所述劣质重油为煤焦油、乙烯焦油、催化油浆中的至少一种。工艺一中，所述催化剂为钼镍质量比是1∶4﹣4∶1的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.01％﹣0.05％。所述临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力10﹣23mpa，反应温度430﹣470℃，总进料体积空速0.3﹣1.5h-1，氢油体积比800﹣1200；所述固定床精制反应器的反应条件为：反应压力10﹣20mpa，反应温度为280﹣400℃，总进料体积空速为0.6﹣2.0h-1，氢油体积比500﹣1200。所述固定床精制反应器中含有加氢改质催化器，该加氢改质催化器为由co、mo、ni、w金属中的2种或3种金属负载在al2o3上的专有催化剂，其金属总质量为加氢改质催化剂总质量的20％﹣40％。所述减压分馏塔中的底部物料为外甩尾油固体燃料，所述汽提塔中的顶部产物气态和液态烃，所述二号常压分馏塔中的顶部产物作为重整原料，侧线上部产物为航空煤油，底部产物为催化裂化原料。工艺四中，由所述冷高压分离罐顶部排出的气体依次经脱硫处理、循环氢压缩后与氢气混合，随后与混合料混合。所述燃料的原料组成还包括2，6-二叔丁基对甲酚bht、碳酸二甲酯dmc中的至少一种。与现有技术相比，本发明的有益效果为：1、本发明一种高密度、高热值喷气燃料原料组成包括f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分，其中，f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比小于等于5∶7，且高密度燃料调和组分为以劣质重油为原料、经过加氢精制得到的馏程为180﹣300℃的环烷烃和芳烃及尾油部分，该高密度燃料调和组分的理化性质符合rp-3喷气燃料的标准，且其密度为960﹣980kg/m3，净热值为43.8﹣44.8mj/kg，一方面，该高密度燃料调和组分与f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分能形成极佳的互补，两者按比例调和后不仅可作为喷气燃料使用，而且其密度可达946kg/m3以上，热值高达44.72mj/kg以上，能显著增加喷气发动机的续航能力，同时，该喷气燃料的总硫含量仅为0.004％，远低于rp-3气燃料的指标，非常环保，另一方面，该喷气燃料的生产成本远低于rp-3喷气燃料成本。因此，本发明燃料的密度和热值高、环保且成本低。2、本发明一种高密度、高热值喷气燃料中高密度调和组分的制备工艺通过控制临氢催化裂解的反应条件，使得整个制备工艺具有较高的转化率，通过限定临氢催化裂解反应的催化剂可抑制原料油在反应过程中生焦，保证装置的长周期运转，该方法的原料适应性强，副产品均经过加氢精制，其性质优，具有较高的使用价值。因此，本发明制备工艺不仅收率和产物使用价值高，而且使得装置的使用周期长。附图说明图1为本发明中高密度燃料调和组分的制备工艺流程图。具体实施方式下面结合具体实施方式对本发明作进一步说明。一种高密度、高热值喷气燃料，其原料组成包括f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分，其中，所述f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比小于等于5∶7，所述高密度燃料调和组分为以劣质重油为原料、经过加氢精制得到的馏程为180﹣300℃的环烷烃和芳烃及尾油部分，该高密度燃料调和组分的理化性质符合rp-3喷气燃料的标准，且其密度为960﹣980kg/m3，净热值为43.8﹣44.8mj/kg。参见图1，所述高密度燃料调和组分依次采用以下工艺制备而成：一、先将劣质重油放入一号常压分馏塔中以得到轻馏分和常压渣油，再将所述常压渣油与催化剂混合得到混合料；二、先将所述混合料与氢气混合，再将其加热后置于临氢催化裂解反应器中反应，随后将临氢催化裂解反应器中的顶部产物置于一号热高压分离罐中进行热高压分离，接着将临氢催化裂解反应器中的底部产物与一号热高压分离罐中的底部产物一起放入一号热低压分离罐中进行热低压分离；三、热低压分离完成后，先将一号热低压分离罐中的底部产物置于减压分馏塔进行减压分馏，再将减压分馏塔侧线得到的馏分油、工艺一中得到的轻馏分、一号常压分馏塔顶部及侧线产物置于固定床精制反应器中进行反应，反应完成后，将固定床精制反应器中的底部产物放入二号热高压分离罐中进行分离；四、分离完成后，先将二号热高压分离罐顶部排出的气体通入冷高压分离罐进行分离，并将二号热高压分离罐中的底部产物放入二号热低压分离罐中，随后将冷高压分离罐的底部冷凝油产物置于冷低压分离器中分离，再将冷低压分离器的底部冷凝油产物置于汽提塔；五、将汽提塔中的底部产物与二号常压分离塔中的底部产物放入二号常压分馏塔进行常压分馏，该二号常压分馏塔的侧线下部产物即为高密度燃料调和组分。所述劣质重油为煤焦油、乙烯焦油、催化油浆中的至少一种。工艺一中，所述催化剂为钼镍质量比是1∶4﹣4∶1的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.01％﹣0.05％。所述临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力10﹣23mpa，反应温度430﹣470℃，总进料体积空速0.3﹣1.5h-1，氢油体积比800﹣1200；所述固定床精制反应器的反应条件为：反应压力10﹣20mpa，反应温度为280﹣400℃，总进料体积空速为0.6﹣2.0h-1，氢油体积比500﹣1200。所述固定床精制反应器中含有加氢改质催化器，该加氢改质催化器为由co、mo、ni、w金属中的2种或3种金属负载在al2o3上的专有催化剂，其金属总质量为加氢改质催化剂总质量的20％﹣40％。所述减压分馏塔中的底部物料为外甩尾油固体燃料，所述汽提塔中的顶部产物气态和液态烃，所述二号常压分馏塔中的顶部产物作为重整原料，侧线上部产物为航空煤油，底部产物为催化裂化原料。工艺四中，由所述冷高压分离罐顶部排出的气体依次经脱硫处理、循环氢压缩后与氢气混合，随后与混合料混合。所述燃料的原料组成还包括2，6-二叔丁基对甲酚bht、碳酸二甲酯dmc中的至少一种。本发明的原理说明如下：本发明提供了一种高密度、高热值喷气燃料，该喷气燃料中高密度燃料调和组分与f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分形成优良的互补，两者混合之后不仅可达到喷气燃料的标准，而且其密度和热值远超rp-3喷气燃料，具有更优的续航能力，同时，高密度燃料调和组分还能有效改善f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分的润滑性。另外，由于高密度燃料调和组分、煤制油的生产成本均在喷气燃料的生产成本之下，因此，本发明燃料的成本远低于现行的喷气燃料成本。另外，本发明喷气燃料的制备工艺简单、方便，只需根据高密度燃料调和组分、f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分的配比，采用计量控制和循环法直接掺兑即可。本发明所述喷气燃料、高密度燃料调和组分的各项技术指标见表1：表1本发明喷气燃料、高密度燃料调和组分(馏程在180﹣300℃)的检测指标本发明所述制备工艺中，固定床精制反应器内含有加氢改质催化剂，该加氢改质催化剂能够促进不小于370℃的馏分发生裂化反应，减少小于370℃的馏分发生裂化反应。本发明所述劣质重油产自内蒙古，其相关理化性质见表2：表2劣质重油的理化性质项目煤焦油乙烯焦油催化油浆密度(20℃)，g·cm-31.21501.05001.0800运动粘度(40℃)，mm2·s-1115.044.2127.0s含量，w％0.330.400.70n含量，w％0.930.071.20c含量，w％88.3691.6491.20h含量，w％5.927.476.90残炭，w％20.5012.009.60灰分，w％0.120.00050.21＜350℃42.0166.5010.20＞350℃57.9933.5089.80饱和分25.0317.2427.60芳香分28.4253.2566.20胶质18.0110.825.60沥青质28.5418.690.60实施例1：参见图1，一种高密度、高热值喷气燃料，由f-t合成煤制油中馏程为180-300℃的组分、高密度燃料调和组分、按1∶4的质量比混合而成，其中，所述高密度调和组分为以劣质重油为原料，经过加氢精制得到的馏程为180-300℃的环烷烃和芳烃及尾油部分，具体制备工艺为：一、先将劣质重油放入一号常压分馏塔中以得到轻馏分和常压渣油，再将所述常压渣油与催化剂混合得到混合料，其中，所述劣质重油为煤焦油，所述催化剂为钼镍质量比是1∶4的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.015％；二、先将所述混合料与氢气混合，再将其加热后置于临氢催化裂解反应器中反应，随后将临氢催化裂解反应器中的顶部产物置于一号热高压分离罐中进行热高压分离，接着将临氢催化裂解反应器中的底部产物与一号热高压分离罐中的底部产物一起放入一号热低压分离罐中进行热低压分离，其中，所述临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力10mpa，反应温度430℃，总进料体积空速0.3h-1，氢油体积比1000；三、热低压分离完成后，先将一号热低压分离罐中的底部产物置于减压分馏塔进行减压分馏，再将减压分馏塔侧线得到的馏分油、工艺一中得到的轻馏分、一号常压分馏塔顶部及侧线产物置于固定床精制反应器中进行反应，反应完成后，将固定床精制反应器中的底部产物放入二号热高压分离罐中进行分离，其中，所述减压分馏塔中的底部物料为外甩尾油固体燃料，所述固定床精制反应器中含有加氢改质催化器，该加氢改质催化器为mo-ni/al2o3加氢改质催化剂，其活性金属质量为加氢改质催化剂总质量的25％，且固定床精制反应器的反应条件为：反应压力10mpa，反应温度为280℃，总进料体积空速为1.0h-1，氢油体积比500；四、分离完成后，先将二号热高压分离罐顶部排出的气体通入冷高压分离罐进行分离，并将二号热高压分离罐中的底部产物放入二号热低压分离罐中，随后将冷高压分离罐的底部冷凝油产物置于冷低压分离器中分离，再将冷低压分离器的底部冷凝油产物置于汽提塔，其中，由所述冷高压分离罐顶部排出的气体依次经脱硫处理、循环氢压缩后与氢气混合，随后与混合料混合；五、将汽提塔中的底部产物与二号常压分离塔中的底部产物放入二号常压分馏塔，经二号常压分馏塔分馏后，由其侧线流出的即为高密度调和液，其中，所述汽提塔中的顶部产物气态和液态烃，所述二号常压分馏塔中的顶部产物作为重整原料，侧线产物为航空煤油，底部产物为催化裂化原料。实施例2：步骤同实施例1，不同之处在于：所述喷气燃料中，f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比为3∶7；所述工艺一中，劣质重油为乙烯焦油，催化剂为钼镍质量比是1∶1的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.02％；所述工艺二中，临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力16mpa，反应温度445℃，总进料体积空速1.0h-1，氢油体积比800；所述工艺三中，加氢改质催化器为co-ni/al2o3加氢改质催化剂，其活性金属质量为加氢改质催化剂总质量的30％，固定床精制反应器的反应条件为：反应压力15mpa，反应温度为330℃，总进料体积空速为0.6h-1，氢油体积比800。实施例3：步骤同实施例1，不同之处在于：所述喷气燃料中，f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比为1∶2；所述工艺一中，劣质重油为催化油浆，催化剂为钼镍质量比是4∶1的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.04％；所述工艺二中，临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力23mpa，反应温度470℃，总进料体积空速1.5h-1，氢油体积比1200；所述工艺三中，加氢改质催化器为co-w/al2o3加氢改质催化剂，其活性金属质量为加氢改质催化剂总质量的40％，固定床精制反应器的反应条件为：反应压力20mpa，反应温度为400℃，总进料体积空速为2.0h-1，氢油体积比800。实施例4：步骤同实施例1，不同之处在于：所述喷气燃料中，f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比为5∶7；所述工艺一中，劣质重油为催化油浆，催化剂为钼镍质量比是2∶1的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.035％；所述工艺二中，临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力14mpa，反应温度440℃，总进料体积空速0.6h-1，氢油体积比1100；所述工艺三中，加氢改质催化器为co-ni-w/al2o3加氢改质催化剂，其活性金属质量为加氢改质催化剂总质量的23％，固定床精制反应器的反应条件为：反应压力13mpa，反应温度为300℃，总进料体积空速为0.8h-1，氢油体积比1000。实施例5：步骤同实施例1，不同之处在于：所述喷气燃料中，f-t合成煤制油中馏程为180﹣300℃的组分、高密度燃料调和组分的质量比为1∶9；所述工艺一中，劣质重油为乙烯焦油，催化剂为钼镍质量比是1∶2的钼镍油溶剂催化剂，该钼镍油溶剂催化剂的用量为氢气的0.05％；所述工艺二中，临氢裂解反应器的反应条件为：反应压力20mpa，反应温度460℃，总进料体积空速1.2h-1，氢油体积比900；所述工艺三中，加氢改质催化器为mo-ni-w/al2o3加氢改质催化剂，其活性金属质量为加氢改质催化剂总质量的20％，固定床精制反应器的反应条件为：反应压力17mpa，反应温度为360℃，总进料体积空速为1.5h-1，氢油体积比700。采用上述实施例得到的高密度燃料调和组分的密度和净热值数据参见表3：表3高密度燃料调和组分的密度和净热值项目实施例1实施例2实施例3实施例4实施例5密度kg/m3967978960971980净热值mj/kg44.344.644.043.844.8当前第1页12