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    重庆时时彩是否违法: 一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺.pdf

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    一种 重油 加氢 制备 柴油 石脑油 工艺
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    摘要
    申请专利号:

    CN201410074931.6

    申请日:

    2014.03.03

    公开号:

    CN103965960A

    公开日:

    2014.08.06

    当前法律状态:

    授权

    有效性:

    有权

    法律详情: 授权|||著录事项变更 IPC(主分类):C10G 67/02变更事项:申请人变更前:北京旭荣工程设计有限公司变更后:北京华石联合能源科技发展有限公司变更事项:地址变更前:100101 北京市朝阳区北辰东路8号院1号楼1612/1615室变更后:100101 北京市朝阳区北辰东路8号院1号楼1612/1615室|||实质审查的生效IPC(主分类):C10G 67/02申请日:20140303|||公开
    IPC分类号: C10G67/02 主分类号: C10G67/02
    申请人: 北京旭荣工程设计有限公司
    发明人: 李林; 郭立新; 路阳; 周丽丽; 王娜; 郭奇志
    地址: 100101 北京市朝阳区北辰东路8号院1号楼1612/1615室
    优先权:
    专利代理机构: 北京三聚阳光知识产权代理有限公司 11250 代理人: 彭秀丽
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    法律状态
    申请(专利)号:

    CN201410074931.6

    授权公告号:

    |||||||||

    法律状态公告日:

    2015.11.18|||2015.11.04|||2014.09.03|||2014.08.06

    法律状态类型:

    授权|||著录事项变更|||实质审查的生效|||公开

    摘要

    本发明涉及一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,具体包括:将重油与第一加氢催化剂混合均匀,使重油、第一加氢催化剂与氢气混合后,从底部进入射流曝气三相均质反应系统,所述反应系统将氢气、重油和第一加氢催化剂均匀混合分散形成气泡、液滴和固体颗粒组成的三相均质反应体系,氢气、重油在第一加氢催化剂的作用下,在液时空速为0.1-4.0/h-1、氢分压10-30MPa、反应温度为300-500℃条件下,经过一系列加氢反应和吸附作用将重油中不适合直接进入固定床加氢反应系统的杂质脱除,并且使重质馏分轻质化,脱除杂质与油渣后的油品送入固定床加氢反应系统进行加氢精制和加氢裂化,得到柴油和石脑油,所述三项均质加氢催化剂的粒径为1-25μm。能够将油品、氢气和催化剂均匀混合,从而提高加氢反应的处理效率和产品收率。

    权利要求书

    权利要求书
    1.  一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,包括:
    (1)将重油原料、粒径为1-25μm的第一加氢催化剂与氢气混合,在液时空速为0.1-4.0/h-1、氢分压为10-30MPa、反应温度为400-500℃的条件下,在射流曝气三相均质反应器(5)内进行裂化加氢反应;
    (2)对所述射流曝气三相均质反应器(5)的生成物进行分离,除去氢气、吸附杂质后的第一加氢催化剂以及常规沸点500℃以上的馏分;
    (3)对步骤(2)分离得到的油品进行加氢精制和加氢裂化,得到柴油和石脑油。

    2.  根据权利要求1所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,步骤(1)中的,所述重油原料、第一加氢催化剂和氢气的混合物通过与射流曝气三相均质反应器(5)底部连通设置的进浆通道(11)送入,在所述反应器(5)中进行裂化加氢反应;
    在所述射流曝气三相均质反应器内且位于所述反应器的底部,或者在所述进浆通道(11)内设置有射流曝气三相均质板(2),所述射流曝气三相均质板(2)上布置有微孔,所述微孔贯穿所述射流曝气三相均质板(2)设置。

    3.  根据权利要求1或2所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,在所述步骤(1)中,所述重油与第一加氢催化剂混合均匀是将重油与第一加氢催化剂混合后升压至10-40MPa;或者,将重油与第一加氢催化剂先分别升压至10-40MPa,然后再混合。

    4.  根据权利要求1-3任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述重油与所述第一加氢催化剂的重量比为100:0.1-100:5。

    5.  根据权利要求1-4任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述第一加氢催化剂包括载体和负载于所述载体上的活性金属组分,所述载体为扩孔兰炭或无定型氧化铝或氧化硅,所述金属组分为VIB族 或VIII族金属组分。

    6.  根据权利要求1-5任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述载体为石墨化扩孔兰炭,所述石墨化扩孔兰炭的比表面积为200-960m2/g,平均孔径为10-200nm,孔容为0.3-1.5ml/g,所述载体占所述第一加氢催化剂总质量的70%-98%。

    7.  根据权利要求1-6任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,步骤(1)中,通过射流曝气三相均质反应器(5)侧壁上的管线,向所述射流曝气三相均质反应器中注入温度为30-50℃的氢气和/或30-80℃的重油以保证反应温度为300-500℃。

    8.  根据权利要求1-7任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述30-50℃的氢气和/或30-80℃的重油为连续注入。

    9.  根据权利要求1-8任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述步骤(3)中进行加氢精制和加氢裂化的反应条件为:
    反应温度200~450℃,氢分压10~30MPa,液时空速0.5~4.0h-1。

    10.  根据权利要求1-9任一所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,
    所述步骤(2)中,射流曝气三相均质反应器的生成物先进入热高压分离器,分离出重质油品和轻油气;
    其中,所述重质油品经过RPB系统降压后进入热低压分离器,将溶解于重质油品中的氢气分离除去;除去氢气后的重质油品再经加热炉加热后送至减压塔,重质油品中常规沸点500℃以上的馏分和吸附杂质后的第一加氢催化剂的混合液体从所述减压塔的塔底排出;
    所述轻油气经冷却冷凝后进入冷高压分离器,所述冷高压分离器将氢气分离除去;经冷高压分离器分离得到的油品进入汽提塔,从所述汽提塔的底部分离出石脑油,柴油及以上组分;减压塔顶部及侧线抽出的油品同汽提塔底部分离的油品混合后送至步骤(3)进行加氢精制和加氢裂化。

    11.  根据权利要求10所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,其特征在于,所述RPB系统(10)包括设置在管道上的一个高压三通角阀(101)、两个高压切断角阀(102)、两个高压调节降压角阀(103)、两个高压切断直通阀(104)及上述四种阀门之间的连接管线,所述高压三通角阀(101)入口管线与热高压分离器(12)底部管线连接,所述高压三通角阀(101)出口分为两路管线,每路管线分别与一个高压切断角阀(102)的入口管线连接,所述高压切断角阀(102)的出口管线与高压调节降压角阀(103)的入口管线连接,所述高压调节降压角阀(103)的出口管线与高压切断直通阀(104)的入口管线连接,所述高压切断直通阀(104)的出口管线分别于热低压分离器(12)连接。

    说明书

    说明书一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺
    技术领域
    本发明涉及一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,更具体地,本发明涉及但不局限于煤基重油或石油基重油或者炼厂渣油或者煤焦油或者煤油混合物的三相均质加氢生产柴油和石脑油的工艺,适用的处理原料范围广,属于石油加工技术领域。
    背景技术
    重油的加工是指对一些不能直接使用的劣质原油或者渣油在一定温度和压力条件下进行加氢处理而得到能够使用的轻质油的过程。随着石油资源日益短缺和日益重质化,重油的加工与处理已经成为石油化工领域内的一个越来越重要的分支。国内现有炼油厂加工重油大多采用延迟焦化、焦化油再进行固定床加氢,或者采用催化裂化的方法。这两种加工方法都存在一定的弊端。
    首先,采用延迟焦化的方法加工重油,一方面产生的焦炭收率高,而油品的收率较低,焦炭的价格远远低于成品油,因此延迟焦化的方法的经济效益较低;另一方面,采用延迟焦化的方法生产的产品由于含有较高的硫、氮或者其他杂质而质量不高,还需要进一步的加工(脱硫、脱氮、烯烃饱和等过程)才能使加工出的产品达到成品油的销售标准。
    采用催化裂化的方法进行重油加工对原料的要求较为苛刻,只有金属含量和残炭值含量比较少的原料才可以使用,而煤基重油和部分石油基重油由于含有较多的金属杂质和残碳而无法满足当前催化裂化工艺的原料要求。因此,迫切需要一种能够直接处理重油的、并且能够获得高质量的成品油的加工方法。
    目前,悬浮床加氢工艺和膨胀床加氢工艺由于克服了上述缺点而成为比较高效处理重油的加工方法。悬浮加氢工艺通常是在临氢条件和催化剂存在 的条件下,烃原料中的大分子进行热裂化和加氢反应的过程,该技术可以处理高金属、高沥青质含量的重、劣质原料油,具有操作灵活和原料适应性强等特点。悬浮床加氢的工艺过程一般为:原料油和催化剂混合均匀得到混合原料,然后混合原料与大量氢气一同进入空筒式反应器(反应器内也可带有简单内构件,如热偶管和分布盘等),在临氢条件下进行催化加氢和裂解反应。
    中国专利文献CN102533331A公开了一种煤直接液化油的方法,该方法包括以下步骤:1)使煤直接液化生产的液化粗油中的富酚馏分进入脱酚装置进行脱酚,将脱酚油和液化粗油的其余馏分进行混合,然后与氢气混合;2)使步骤1)的混合物进入带强制内循环的加氢处理反应器,与加氢处理催化剂接触;对所述加氢处理反应器的出口物流进行分离、分馏以获得轻馏分油、中间馏分油和重馏分油,其中所述重馏分油作为供氢溶剂循环回煤液化系统,将所述轻馏分油和中间馏分油混合,然后与氢气混合;3)使步骤2)的所述轻馏分油和中间馏分油以及氢气的混合物一起进入加氢改质反应器,与加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂接触,对所述加氢改质反应器的出口物流进行分离、分馏以获得气体、石脑油馏分、柴油馏分或气体、石脑油馏分、喷气燃料、柴油馏分。由于步骤1)中的混合物是直接进入加氢处理反应器的,而脱酚油和液化粗油的密度不同,与氢气混合的时候为气液混合,容易发生混合不均匀的情况,另外,脱酚油、液化粗油和氢气混合进入加氢处理反应器之后才与加氢处理催化剂接触,显然脱酚油、液化粗油和氢气与加氢催化剂的接触不够充分,混合不够均匀,造成加氢反应的转化效率低下,产出油品质量不高。
    发明内容
    为此,本发明所要解决的技术问题在于现有技术中的重油悬浮床加氢处理工艺中,油品、氢气和催化剂的混合不够均匀,造成加氢反应的转化效率低下,产出油品质量不高的问题,从而提出一种能够将油品、氢气和催化剂均匀混合、快速传质、高效反应,从而提高加氢反应的处理效率和产品收率的一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺。
    为解决上述技术问题,本发明的技术方案如下:
    一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,包括:
    (1)将重油原料、粒径为1-25μm的第一加氢催化剂与氢气混合,在液时空速为0.1-4.0/h-1、氢分压为10-30MPa、反应温度为400-500℃的条件下,在射流曝气三相均质反应器内进行裂化加氢反应;
    (2)对所述射流曝气三相均质反应器的生成物进行分离,除去氢气、吸附杂质后的第一加氢催化剂以及常规沸点500℃以上的馏分;
    (3)对步骤(2)分离得到的油品进行加氢精制和加氢裂化,得到柴油和石脑油。
    步骤(1)中的,所述重油原料、第一加氢催化剂和氢气的混合物通过与射流曝气三相均质反应器底部连通设置的进浆通道送入,在所述反应器中进行裂化加氢反应;
    在所述射流曝气三相均质反应器内且位于所述反应器的底部,或者在所述进浆通道内设置有射流曝气三相均质板,所述射流曝气三相均质板上布置有微孔,所述微孔贯穿所述射流曝气三相均质板设置。
    在所述步骤(1)中,所述重油与第一加氢催化剂混合均匀是将重油与第一加氢催化剂混合后升压至10-40MPa;或者,将重油与第一加氢催化剂先分别升压至10-40MPa,然后再混合。
    所述重油与所述第一加氢催化剂的重量比为100:0.1-100:5。
    所述第一加氢催化剂包括载体和负载于所述载体上的活性金属组分,所述载体为扩孔兰炭或无定型氧化铝或氧化硅,所述金属组分为VIB族或VIII族金属组分。
    所述载体为石墨化扩孔兰炭,所述石墨化扩孔兰炭的比表面积为200-960m2/g,平均孔径为10-200nm,孔容为0.3-1.5ml/g,所述载体占所述第一加氢催化剂总质量的70%-98%。
    步骤(1)中,通过射流曝气三相均质反应器侧壁上的管线,向所述射流 曝气三相均质反应器中注入温度为30-50℃的氢气和/或30-80℃的重油以保证反应温度为300-500℃。
    所述30-50℃的氢气和/或30-80℃的重油为连续注入。
    所述步骤(3)中进行加氢精制和加氢裂化的反应条件为:
    反应温度200~450℃,氢分压10~30MPa,液时空速0.5~4.0h-1。
    所述步骤(2)中,射流曝气三相均质反应器的生成物先进入热高压分离器,分离出重质油品和轻油气;
    其中,所述重质油品经过RPB系统降压后进入热低压分离器,将溶解于重质油品中的氢气分离除去;除去氢气后的重质油品再经加热炉加热后送至减压塔,重质油品中常规沸点500℃以上的馏分和吸附杂质后的第一加氢催化剂的混合液体从所述减压塔的塔底排出;
    所述轻油气经冷却冷凝后进入冷高压分离器,所述冷高压分离器将氢气分离除去;经冷高压分离器分离得到的油品进入汽提塔,从所述汽提塔的底部分离出石脑油,柴油及以上组分;减压塔顶部及侧线抽出的油品同汽提塔底部分离的油品混合后送至步骤(3)进行加氢精制和加氢裂化。
    所述RPB系统包括设置在管道上的一个高压三通角阀、两个高压切断角阀、两个高压调节降压角阀、两个高压切断直通阀及上述四种阀门之间的连接管线,所述高压三通角阀入口管线与热高压分离器底部管线连接,所述高压三通角阀出口分为两路管线,每路管线分别与一个高压切断角阀的入口管线连接,所述高压切断角阀的出口管线与高压调节降压角阀的入口管线连接,所述高压调节降压角阀的出口管线与高压切断直通阀的入口管线连接,所述高压切断直通阀的出口管线分别于热低压分离器连接。
    本发明步骤(1)将重油原料与粒径为1-25μm的第一加氢催化剂混合均匀后,再与氢气混合,从底部送入射流曝气三相均质反应器中进行加氢反应,步骤(2)对所述射流曝气三相均质反应器的生成物进行分离,除去氢气、吸附杂质后的第一加氢催化剂以及常规沸点500℃以上的馏分;在加氢反应的过 程中,石油基重油中的金属、胶质、沥青质等杂质会吸附在所述第一加氢催化剂上,再通过步骤(2),即可将上述杂质以及煤基重油去除,为后续固定床加氢系统提供较好的原料,以满足后续固定床加氢系统的长周期运行。作为优选的实施方式,所述步骤(2)中,射流曝气三相均质反应器的生成物先进入热高压分离器,分离出重质油品和轻油气;其中,所述重质油品经过RPB系统(releasepowerblock的缩写)降压后进入热低压分离器,将溶解于重质油品中的氢气分离除去,除去氢气后的重质油品再经加热炉加热后送至减压塔,重质油品中的500℃以上的馏分和催化剂的混合液体从所述减压塔的塔底排出;所述轻油气经冷却冷凝后进入冷高压分离器,所述冷高压分离器将氢气从冷却冷凝下来的油品中分离除去;经过冷高压分离器分离后的油品进入汽提塔,从所述汽提塔的底部分离出石脑油,柴油及以上组分;减压塔顶部及侧线抽出的油品同汽提塔底部分离的油品混合后送至步骤(3)进行加氢精制和加氢裂化。
    步骤(3)对步骤(2)分离得到的油品(减压塔顶部及侧线抽出的油品同汽提塔底部分离的油品)进行加氢精制和加氢裂化,得到柴油和石脑油。所述步骤(3)中的加氢精制和加氢裂化工艺能够对油品进行深度脱硫、脱氮、烯烃饱和、部分芳烃饱和,降低原料中的杂质含量,对多环芳烃进行适度开环以提高柴油十六烷值、降低柴油密度。在本发明中,射流曝气三相均质反应器和固定床加氢反应器中都需要加入相应的催化剂,分别称为第一加氢催化剂和第二加氢催化剂,其中第二加氢催化剂又分为加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂,所述加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂可以分别装填在两个反应器内,也可以装在同一个反应器内,每个反应器可设置2~4个催化剂床层,在床层间使用氢气降低进入下一个床层的物料的温度。
    本发明的上述技术方案相比现有技术具有以下优点:
    (1)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,是通过射流曝气三相均质反应系统来实现其去除杂质和油渣从而制备柴油和石脑油的工艺。所谓的“三相均质”指的是氢气、重油和第一加氢催化剂组成的气、液、固三相在通过射流曝气三相均质反应器后,形成的粒径在50-100um范围内的气 泡、液滴和固体颗粒组成的近似乳相的状态,用肉眼难以分辨其相界面,比较均匀。所述三相均质的实现依赖于以下几方面的原因,一方面通过所述射流曝气三相均质反应系统将氢气打碎成微小的气泡,气泡体积越小,表面张力的作用就越明显,气泡就越不容易破碎,从而更容易与重油以及第一加氢催化剂混合;另一方面,所使用的第一加氢催化剂粒度较小,为1-25um,使得固液相界面的接触面积大,从第一加氢催化剂颗粒的受力角度上分析,油品向上流动时对第一加氢催化剂表面的摩擦力与第一加氢催化剂向下的沉降力相差很小,故能保证第一加氢催化剂较小的沉降速度,也就能保证射流曝气三相均质反应器轴向上第一加氢催化剂分布的均匀性;最后,“底进上出”的进料方式利于形成和维持三相均质的反应状态,由于气、液、固三相之间的密度差异较大,在重力的作用下,三相各自的运动趋势是不同的,气体有向上的运动趋势,固体有向下的运动趋势,液体趋于静止状态,故三相在静止状态下是有相互分离的趋势的,而从底部进入使气液固三相受到的惯性力方向与重力恰好相反?!暗捉铣觥钡慕戏绞酵ü蛏狭鞫墓咝粤雌胶庀蛳碌闹亓?,来削弱三相相互分离的趋势,增加重油、第一加氢催化剂与氢气的接触时间,为油品和氢气在催化剂表面上反应创造充分的接触机会,提高反应效率,使反应更充分。
    (2)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,所述的重油与催化剂混合均匀是将重油与第一加氢催化剂混合后升压至10-40MPa;或将重油与第一加氢催化剂先分别升压至10-40MPa,然后再混合;所述的重油与所述第一加氢催化剂的重量比为100:0.1-100:5。之所以把混和后的压力和反应温度以及重油与所述第一加氢催化剂的重量比限定在以上数值,是因为:1)根据大量实验数据可知,在液时空速为0.1-4.0/h-1、氢分压10-30MPa、反应温度为300-500℃条件下,重油中常规沸点500℃以上的馏分的转化率最高。氢分压低于10MPa或反应温度低于300℃时,转化率降低很多,当氢分压大于30MPa或反应温度大于500℃条件下,再增大氢分压或提高反应温度,对转化率的提高已经起不到太大的作用,并且严重降低了设备使用的安全性,加大了设备制造的难度,同时反应温度的提高还会造成一些副反应的发生, 比如结焦速率加剧、轻组分过度裂化等。2)重油与催化剂的混合比例影响到油品的液时空速,空速过大,即催化剂占得比例过小,会造成重油转化率过低;空速过小,即催化剂占得比例过大,则会带来催化剂的浪费、油品过度裂化等弊端。经大量实验数据测得在此范围内反应效果和经济效益均较好。
    (3)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,所述的射流曝气三相均质反应系统的加氢反应催化剂采用扩孔后兰炭或无定型氧化铝或氧化硅为载体,在所述载体上负载金属组分,所述金属组分为VIB族或VIII族金属组分;所述催化剂技术先进、成熟,可适应不同原料,且球形催化剂损耗低,可有效降低固体催化剂对反应器设备的磨损。
    (4)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,通过减压蒸馏的方式脱除加氢后的油渣,由于油渣是常规沸点500℃以上的馏分和吸附杂质后的催化剂的混合物,常规沸点500℃以上的馏分和催化剂不适合作固定床加氢的原料,采用减压蒸馏的方法可以同时将以上两类组分同时分离,技术成熟可靠。
    (5)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,最终产品石脑油和柴油的硫含量为小于或者等于10ppm,远低于现在执行的国家标准,(现在执行的油品硫含量国家标准一般是汽油小于或者等于50ppm,柴油小于或者等于150ppm),产出的石脑油和柴油的质量较高,为优质石脑油和柴油。
    (6)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,所述油渣为500以上的馏程,所述油渣的总重占总进料的3-7%,由于油渣是常规沸点500℃以上的馏分和吸附杂质后的第一加氢催化剂的混合物,常规沸点500℃以上的馏分即是重油原料中未转化成轻油的馏分,油渣的总量占进料量的比例是由重油中重组分的转化率决定的,此转化率是由反应条件(反应温度、氢分压、催化剂空速等)决定的,追求过高的转化率会导致装置投资的增加。经过技术经济比较后确定转化率在此范围下,经济效益最佳。
    (7)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,由于在射流曝气三相均质反应系统中可以实现气液固的三相均质混合,可以有效去除重油中的金属、胶质、沥青质等杂质,气液固的接触面积较大,可以使原料油和催 化剂以及氢气的接触面积较大,杂质去除率较高。
    (8)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,脱除杂质和油渣后的剩余油品送入固定床加氢反应器进行加氢精制和加氢裂化反应,得到石脑油和柴油的同时,也是对油品进行深度脱硫、脱氮、烯烃饱和、部分芳烃饱和的过程,一方面可以进一步降低原料中的杂质含量,另一方面通过选择性的加氢裂化,可以使长链烃断链,短链烃不断链,最大限度的生产柴油组分。
    (9)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,轻质油品的转化率高,各种原料测试证明,本技术可达到95%或者更高的转化率,且原料越重,越是难处理的高硫原油,反应活性越高,其总体经济效益越好。
    (10)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,反应部分是由射流曝气三相均质反应系统和固定床加氢反应系统两部分组成的,可实现独立操作。其中,射流曝气三相均质反应系统,加氢部分由于催化剂是连续加入和排出,不存在固定床加氢加工重油工艺中由于催化剂失活导致整个装置停工的问题,所以可使整个系统实现长周期运转。
    (11)本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺,经测算,当油价超过50美元/桶时,本技术的净现值和内部收益率将优于延迟焦化、VRDS(渣油固定床加氢)等重油加工方案。
    (12)本发明所述的重油射流曝气三相均质床加氢组合工艺,装置操作灵活,原料预处理,加氢处理和加氢改质三个系统各自独立,当其中某一个系统发生事故造成停车时,另外两个系统可继续运行一定的时间,整个装置的开工率较高。
    (13)本发明所述的重油射流曝气三相均质床加氢组合工艺,所述分离系统中的RPB系统起到了平衡热高压分离器与热低压分离器之间压差以及调节液位的作用,采用高压三通角阀,可以实现流体在线切换,便于在线维护;高压三通角阀为SCHUF针对煤液化这一特定工况设计的特殊阀门,避免了采用三通接管存在的死区问题,减少冲洗油耗量;高压切断角阀起到达到反应液 零泄漏和确保在线更换调节角阀更安全的双重?;さ淖饔?高压调节降压角阀是由SCHUF提供的特阀,该阀门为双阀芯,双阀座,该调节阀相当于双阀,在相同条件下,提高了使用寿命,降低投资,另外,高压调节降压角阀可以实现间歇操作和连续操作,避免上游热高分液位波动大,还有,高压调节降压角阀后面的直管段为扩径管,管内设置特殊材质的套管,可以提高固体颗粒对后段管系的磨损时间,提高使用寿命;在高压调节降压角阀后采用高压切断直通阀,避免了高压调节降压角阀失效导致高压串低压影响后路设备安全;高压切断直通阀与热低压分离器距离较近,这样可以避免热低压分离器罐内液位波动时,液体倒灌进入管道造成巨大的水击力冲刷高压切断直通阀。
    附图说明
    为了使本发明的内容更容易被清楚的理解,下面根据本发明的具体实施例和附图,对本发明作进一步详细的说明,其中,
    图1为本发明实施例1所述的重油加氢制备柴油和石脑油的工艺的整个工艺的示意简图;
    图2是本发明实施例1所述射流曝气三相均质反应器的结构示意图;
    图3是本发明实施例6所述射流曝气三相均质反应器的结构示意图;
    图4是本发明所述射流曝气三相传质板上部分微孔结构的示意图;
    图5是本发明所述射流曝气三相传质板上微孔结构的剖面示意图;
    图6是本发明所述RPB系统的结构示意图。
    图中附图标记表示为:1-反应器壳体,11-进浆通道,12-排料通道,2-射流曝气三相传质板,21-微孔,3-冷氢注入装置,4-冷油注入装置,5-射流曝气三相均质反应器,6-新氢压缩机,7-循环氢压缩机,8-升压泵,9-热高压分离器,10-RPB系统,101-高压三通角阀,102-高压切断角阀,103-高压调节降压角阀,104-高压切断阀,111-冷高压分离器,121-热低压分离器,13-冷低压分离器,14汽提塔,15-减压塔,16-固定床加氢精制反应器,17-固定床加氢裂化反应器,18-分馏塔,19-侧线塔。
    具体实施方式
    本发明所述的重油加氢制备柴油和石脑油工艺的流程图,如图1所示,实现本工艺的系统由射流曝气三相均质反应器5、分离系统、固定床加氢反应装置组合而成。
    其中所述射流曝气三相均质反应器5的结构如图2所示,包括:反应器壳体1,与所述反应器壳体的底部连接设置有进浆通道11,与所述反应器壳体的顶部连接设置有排料通道12;
    射流曝气三相均质板2,所述射流曝气三相均质板水平设置在所述反应器壳体内且位于所述反应器壳体的底部,如图4和图5所示,在所述射流曝气三相均质板2上均匀布置有微孔21,所述微孔贯穿所述射流曝气三相均质板2设置;作为可以选择的实施方式,所述射流曝气三相均质板上微孔的孔隙率为0.0001-0.1,每相邻两个微孔的间距为100-10000微米,作为优选的实施方式,本实施例中所述孔隙率为0.00029,每相邻两个微孔的间距2600微米;所述微孔的孔径沿浆料的流动方向先逐渐减小,再逐渐增大,其中每个微孔的最大孔径为1000微米,最小孔径为50微米,作为优选的实施方式,本实施例中所述微孔的最小孔径处位于所述微孔的中间位置;
    冷氢注入装置3和冷油注入装置4,作为可以选择的实施方式,在所述反应器壳体1的侧壁上依次设置四个所述冷氢注入装置和两个冷油注入装置,所述四个冷氢注入装置沿竖直方向、由上到下依次排列,而两个冷油注入装置也是沿竖直方向由上到下排列,其中一个冷油注入装置上是设置在由上向下数第一和第二个冷氢注入装置之间,另一个是设置在第三和第四个冷氢注入装置之间;作为优选的实施方式,所述冷氢注入装置3均包括送气管和盘状布气管,所述送气管贯穿所述反应器壳体的侧壁设置,所述盘状布气管与所述送气管的出气端连接设置并与所述反应器壳体的横截面平行,在所述盘状布气管上设置有出气孔;优选地,所述冷油注入装置4的出油口均设置在所述反应器壳体的中轴线上且沿轴向方向向下设置。
    通过射流曝气三相均质板把气液固三相均匀混合进行加氢反应,从射流 曝气三相均质床反应器出来的生成物进入分离系统进行氢气、油品和残渣的分离。所述分离系统包括热高压分离器9、RPB系统、冷高压分离器111、热低压分离器12、冷低压分离器13;汽提塔14和减压塔15,所述减压塔15有一侧线和二侧线两个出油通路。分离系统各设备之间的连接关系为:反应器出口管线接至热高压分离器9中部,热高压分离器9顶部管线经过一系列换热器后接至冷高压分离器111,冷高压分离器111底部管线与汽提塔14相连;热高压分离器9底部管线经过RPB系统后接至热低压分离器12,热低压分离器12底部管线与减压塔15相连。
    如图6所示,所述RPB系统10包括设置在管道上的一个高压三通角阀101、两个高压切断角阀102、两个高压调节降压角阀103、两个高压切断直通阀104及上述四种阀门之间的连接管线,所述高压三通角阀101入口管线与热高压分离器12底部管线连接,所述高压三通角阀101出口分为两路管线,每路管线分别与一个高压切断角阀102的入口管线连接,所述高压切断角阀102的出口管线与高压调节降压角阀103的入口管线连接,所述高压调节降压角阀103的出口管线与高压切断直通阀104的入口管线连接,所述高压切断直通阀104的出口管线分别于热低压分离器12连接。
    固定床加氢反应系统主要为固定床加氢精制反应器16、固定床加氢裂化反应器17、冷高压分离器112、冷低压分离器13、分馏塔18及侧线塔19。具体连接关系为:固定床加氢精制反应器16与固定床加氢裂化反应器17相连,固定床加氢裂化反应器17出口管线经过一系列冷换设备后连至冷高压分离器112,冷高压分离器112底部管线与冷低压分离器13相连,冷低压分离器13底部管线与分馏塔18相连。
    使用上述反应系统中的设备进行重油加氢制备柴油和石脑油的工艺过程的具体实施方式如下:
    实施例1
    将炼油渣油与加氢催化剂按照重量比100:0.1的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至10MPa,然后与经过新氢压缩机 6压缩的相同压力的氢气按质量比12:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为0.5h-1、氢分压10MPa、反应温度为300℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为30℃的冷氢和温度为30℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。
    分离系统分离的过程如下:反应产物先进入热高压分离器9,在热高压分离器9内温度为400℃,压力为19.5MPa的条件下将常规沸点约400℃以上的重质油品、常规沸点约400℃以下的轻质油品和氢气分离,轻质油品和氢气经冷却冷凝后进入冷高压分离器111,在温度为50℃,压力为19.0MPa的条件下将氢气和冷凝下来的常规沸点约400℃以下的轻质油品分离;常规沸点约400℃以上的重质油品经过RPB系统10降压后进入热低压分离器12,常规沸点约400℃以上的重质油品在热低压分离器12中,在温度为400℃,压力为0.8MPa的条件下将溶解于重质油品中的氢气分离之后,再经加热炉加热后加热至400℃,然后送至减压塔15,常规沸点约400℃以上的馏分油中混合有加氢催化剂和杂质的油渣在温度为250℃,压力为0.8MPa的条件下从减压塔15塔底排出,其中所述油渣是指常规沸点约500℃以上的馏分油;所述杂质是指第一加氢催化剂、金属、胶质、沥青质等。另外,从冷高压分离器111出来的轻质油品和从热低压分离器12出来的少量氢气进入冷低压分离器13,在温度为50℃,压力为0.8MPa的条件下进行分离,分离出的干气进入燃料气系统,位于分离器底部的、主要是常规沸点约400℃以下的油品再经汽提塔14分离出常规沸点约为65-165℃的石脑油,汽提塔14底部油品同减压塔15顶部及一侧线和二侧线抽出的油品混合后通过升压泵8升压至25MPa,再与相同压力 的氢气混合后经过换热器和加热炉加热至350℃后,依次送至固定床加氢精制反应器16和固定床加氢裂化反应器17,在液时空速为0.5/h-1、氢分压20MPa、反应温度为350℃条件下,完成脱硫、脱氮、烯烃饱和、部分芳烃饱和及重质油品的裂化开环等一系列反应。
    本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压下的汽、液平衡温度。本发明所述的比重,除非特殊说明,指的是常压、15.6℃条件下的液体密度与常压15.6℃条件下水密度的比值。
    本实施例通过射流曝气三相均质床反应器侧壁上的管线向反应器内部注入冷介质,一方面,通过射流曝气三相均质床反应器侧壁上的管线注入,而不是从射流曝气三相均质床反应器的入口注入,可以保证反应器不被过多地扰动,能够始终处于相对恒温的稳定状态;另一方面,冷介质的注入可以保证油品在轻质化的过程中不会造成轻质油品的气化而引起的反应器内液相油品性质的巨大改变,使反应器始终处于缓和状态,更易于操作。
    本实施例中,从射流曝气三相均质反应器出来的生成物进入分离系统进行氢气、油品和残渣的分离。所述分离系统首先将所述气体状态的油品与液体状态的油品分开,将气体状态的油品分离出去,能够避免不同状态的组分之间相互的干扰,同时为后续的液体油品的分离做好准备,然后再进入油品分离系统进行油品各组分更详细的分离,得到各种类型的油品,提高了分离效率和分离纯度。
    本实施例所述的射流曝气三相均质反应系统中的分离系统所述减压塔15有一侧线和二侧线两个出油通路,作为优选的实施方式,所述减压塔15二侧线一部分或全部可以循环至射流曝气三相均质床反应器内,这样可以改善固定床原料性质,从而提高后续固定床反应的反应效率和最后产出的油品质量。另外,作为另外一种优选的实施方式,从冷高压分离器111分离出去的氢气回到循环氢压缩机7进行再次升压返回射流曝气三相均质反应系统,从冷高压分离器111分离出去的氢气回到循环氢压缩机7进行再次使用,提高氢气的利用率。
    固定床加氢反应器的反应流出物经过一系列换热后进入冷高压分离器112(温度为50℃,压力为19.0MPa)将氢气和冷凝下来的油品(石脑油、柴油和VGO的混合组分)分离;油品降压后进入冷低压分离器13(温度为50℃,压力为0.7MPa),溶解于油品中的氢气由于降压的作用从油品中解析出来,油品再经换热器换热和加热炉加热后加热至380℃,送至分馏塔18,分馏塔18完成石脑油、柴油和VGO的分离。
    实施例2
    将炼油渣油与第一加氢催化剂按照重量比100:5的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至10MPa,然后与经过新氢压缩机6压缩的相同压力的氢气按质量比12:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为0.5h-1、氢分压10MPa、反应温度为300℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为30℃的冷氢和温度为30℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    实施例3
    将炼油渣油与第一加氢催化剂按照重量比100:5的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至10MPa,然后与经过新氢压缩机6压缩的相同压力的氢气按质量比12:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中 流出的三相均质混合物在液时空速为4.0h-1、氢分压10MPa、反应温度为300℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为30℃的冷氢和温度为30℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    实施例4
    将炼油渣油与第一加氢催化剂按照重量比100:5的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至35MPa,然后与经过新氢压缩机6压缩的相同压力的氢气按质量比12:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为4.0h-1、氢分压30MPa、反应温度为300℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为30℃的冷氢和温度为30℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    实施例5
    将炼油渣油与第一加氢催化剂按照重量比100:5的比例通过计量泵在原 料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至35MPa,然后与经过新氢压缩机6压缩的相同压力的氢气按质量比4:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为4.0h-1、氢分压30MPa、反应温度为500℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为30℃的冷氢和温度为30℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    实施例6
    本实施例与实施例1的区别在于,射流曝气三相均质反应系统内的射流曝气三相均质板的设置位置与实施例1不同,如图3所示,在本实施例中,所述射流曝气三相均质板设置在所述进浆通道11内,且与所述进浆通道11的横截面平行。
    本实施例所述射流曝气三相均质反应器5在进行重油加氢处理时,其工艺流程如下:
    将炼油渣油与第一加氢催化剂按照重量比100:5的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至40MPa,然后与经过新氢压缩机6压缩的相同压力的氢气按质量比4:1的比例混合,使其自所述反应器壳体1底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为4.0/h-1、氢分压30MPa、反应温度为500℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由 于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为50℃的冷氢和温度为80℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    实施例7
    将炼油残渣与第一加氢催化剂按照重量比100:2的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至25MPa,然后与相同压力的氢气按质量比8:1的比例混合,使其自所述反应器壳体底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2中流出的三相均质混合物在液时空速为1.0/h-1、氢分压20MPa、反应温度为400℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置3和冷油注入装置4注入温度为40℃的冷氢和温度为60℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。本实施例在分离系统分离以及在固定床加氢反应系统中的操作及所需条件与实施例1相同。
    在上述三个实施例中,由于处理的原料油为炼油残渣,不是富酚原料,所以不需要对原料进行脱酚处理,而是将一定的经过加氢处理后的尾油循环回来,同原料混合,改善原料的性质;当以全馏分煤焦油或煤液化油为原料时,必须对原料预处理,使富酚原料脱酚,脱酚的装置和方法使用现有技术中的装置和方法即可,另外,原料预处理部分一方面可将其中的酚油馏分分 离,另一方面,可将部分轻质馏分,特别的为小于300℃的馏分分离,直接进入固定床加氢反应系统,以降低射流曝气三相均质反应系统的规模,上述过程对应的实施例为实施例8:
    实施例8
    将煤焦油通过现有技术中的脱水装置和脱酚装置进行脱酚处理,分离出脱酚后的小于300℃的轻质馏分直接进入固定床加氢反应系统,与射流曝气三相均质反应器5的经过分离系统之后的产品一起进入固定床加氢反应器。
    脱酚后的大于300℃的馏分油品与第一加氢催化剂按照重量比100:2的比例通过计量泵在原料罐中混合并搅拌均匀后通过高压进料泵升压至25MPa,然后与相同压力的氢气按质量比8:1的比例混合,使其自所述反应器壳体底部的进浆通道11进入反应器,之后所述浆液将自下至上通过射流曝气三相传质板2的微孔21,实现三相的充分混合。从射流曝气三相传质板2微孔21中流出的三相均质混合物在液时空速为1.0/h-1、氢分压20MPa、反应温度为400℃条件下,在射流曝气三相均质反应器5内进行充分的接触和反应。然而由于加氢反应为放热反应,反应器又是绝热反应器,反应放出的热量将被自身吸收而导致介质自身的温度升高,此时通过所述冷氢注入装置33和冷油注入装置44注入温度为40℃的冷氢和温度为60℃的冷油将反应后介质温度的降低,从而保证反应器始终处于最佳的反应状态。其中,注入冷油的总质量占原料油总质量的30%,注入冷氢的总质量占原料油总质量的6.7%。反应完成后,反应产物从反应器顶部的排料通道12排出,送至分离系统分离。关于分离的具体过程同实施例1。
    在上述实施例中,射流曝气三相均质反应器和固定床加氢反应器中都需要加入相应的催化剂,分别称为第一加氢催化剂和第二加氢催化剂,其中第一加氢催化剂包括载体和负载于载体上的活性金属组分,所述载体为扩孔兰炭或无定型氧化铝或氧化硅,所述金属组分为VIB族或VIII族金属组分。所述载体为石墨化扩孔兰炭,所述石墨化扩孔兰炭的比表面积为200-960m2/g,平均孔径为10-200nm,孔容为0.3-1.5ml/g,所述载体占所述第一加氢催化剂总质量的70%-98%,其制备方法为:
    (1)将兰炭或者活性炭原料粉碎,过280目筛,经120℃烘干除水后,置于高温炉中,在惰性气体?;は掠?500℃处理8.0h,等温度降到室温时取出;
    (2)将经过石墨化处理的石墨化炭材料与KOH扩孔剂以质量比1:2的量干混均匀后,置于氧气和氮气(体积比1:9)混合气氛的管式炉中,在500℃下进行扩孔处理0.5h;
    (3)扩孔样品经酸洗、水洗后,离心分离,于100℃干燥3h,即得石墨化扩孔兰炭载体;
    (4)称取150gFeSO4·7H2O作为活性组分前驱物,采用等体积浸渍法将其浸渍到100g上述石墨化扩孔兰炭上,浸渍完毕后,在120℃干燥6h,然后经球磨4h,得到粒径为1-7μm的第一加氢催化剂。
    在本实施例制备得到的第一加氢催化剂中,所述载体占所述第一加氢催化剂总质量的70.0%,铁的氧化物占所述第一加氢催化剂含量的30.0%。
    值得注意的是,为本申请中的原料适用于所有的兰炭或活性炭,为便于说明,本申请上述实施例中的兰炭取自神木天元化工有限公司兰炭小料,活性炭购自上海吉宝活性炭有限公司椰壳活性炭。
    第二加氢催化剂有两种,一种是固定床加氢精制反应器内使用的加氢精制催化剂,具体为北京三聚环保新材料有限公司生产的的FBN加氢?;ぜ梁虵F加氢精制催化剂,主要物化性质如下:
    表1FBN加氢?;ぜ?
    项目FBN-02B01FBN-03B01MoO32.5~3.54.0~5.0NiO0.5~0.70.65~0.75孔容,mL/g0.15~0.30.1~0.2比表面,m2/m3840~8501500~1600形状鸟巢鸟巢直径,mm4525
    装填密度,g/cm30.780.76耐压强度,N/粒5100053000
    表2FF加氢精制剂
    项目FF加氢精制催化剂活性金属组分Mo-Ni金属组分含量,%25.0~30.0外观形状齿球孔容,mL/g≮0.32比表面,m2/g≮160颗粒直径,mm2.0~2.5自然装填密度,g/cm3~0.92压碎强度,N/粒≥30
    另外一种是固定床加氢裂化反应器内使用的加氢裂化催化剂,具体为北京三聚环保新材料有限公司的FC加氢裂化催化剂。物性如下:
    表3FC加氢裂化剂
    项目FC加氢裂化催化剂活性金属组分W-Ni金属组分含量,%27.0~32.0外观形状齿球孔容,mL/g≥0.25比表面,m2/g≥260颗粒直径,mm2.0~2.5自然装填密度,g/cm3~0.80压碎强度,N/粒≥25
    显然,上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例,而并非对实施方式 的限定。对于所属领域的普通技术人员来说,在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的?;し段е?。
    比较例
    为了更好地对本发明所述的一种重油加氢制备柴油和石脑油的工艺的优点进行说明,在处理原料均为煤焦油的前提之下,本发明设置以下两个比较例:
    比较例1
    采用专利200810209558所述的一种煤焦油延迟焦化加氢组合工艺方法,即延迟焦化和固定床加氢的组合工艺,对煤焦油采用延迟焦化和加氢的方法,进行延迟焦化、加氢和后精制,加氢包括加氢处理、加氢精制和加氢裂化,
    最后得到液化气、石脑油和柴油组分。与实施例1的不同之处仅仅在于,比较例1中把射流曝气三相均质反应系统换成了延迟焦化系统,而原料的脱酚预处理和固定床加氢反应系统操作条件与实施例1完全相同。
    其中延迟焦化的工艺条件如表4:
    表4延迟焦化工艺条件
    焦炭塔操作压力,MPa0.28煤焦油预热温度,℃350延迟焦化加热炉温度,℃500焦炭塔温度,℃500
    比较例2:采用轻重馏分分离和轻组分固定床加氢组合的工艺
    通过蒸馏塔将煤焦油中常规沸点大于450℃的馏分分离后,常规沸点小于450℃的馏分送至固定床加氢系统,经过加氢精制和加氢裂化后,最后得到液化气、石脑油和柴油组分。
    固定床加氢反应系统操作条件同实施例中固定床加氢反应系统的操作条件相同。
    比较例1、比较例2与实施例1的所得产品收率对比如表5
    表5产品收率对比

    由上表可以看出,实施例1中油品收率大于比较例1和比较例2中的油品收率,反应效率较高。

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