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一种生产喷气 燃料的方法

阅读：2发布：2021-02-24

专利汇可以提供一种生产喷气燃料的方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种生产喷气燃料的方法，包括(1)在加氢精制反应条件下，将原料油和氢气与加氢精制催化剂接触；(2)从步骤(1)得到的流出物中分离出喷气燃料；其中，原料油中，芳烃的总含量为70‑90重量％，单环芳烃与双环芳烃的重量比为1：0.35‑1；加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中总环烷烃的反应收率为75‑90重量％。该方法可以生产符合GJB1603 6号喷气燃料标准的高密度喷气燃料。该方法所用的原料油可以通过对劣质柴油馏分，如催化裂化柴油进行蒸馏切割而获得，为低价值的催化裂化柴油生产高价值产品提供了一种新的工艺技术路线。该方法工艺流程简洁，既可以用于新建装置，也可以用于已建装置。，下面是一种生产喷气燃料的方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种生产喷气燃料的方法，该方法包括以下步骤：
(1)在加氢精制反应条件下，将原料油和氢气与加氢精制催化剂接触；
(2)从步骤(1)得到的流出物中分离出喷气燃料；
所述原料油中，芳烃的总含量为70-90重量％，单环芳烃与双环芳烃的重量比为1：
0.35-1；所述加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中总环烷烃的反应收率为
75-90重量％。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油中，芳烃的总含量为80-90重量％。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述原料油中，单环芳烃与双环芳烃的重量比为1：0.35-0.85。
4.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述原料油通过将催化裂化柴油和/或焦化柴油进行蒸馏切割而获得。
5.根据权利要求3所述的方法，其中，所述原料油通过将催化裂化柴油和/或焦化柴油进行蒸馏切割而获得。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢精制催化剂含有载体以及负载在所述载体上的钴和钼，所述载体为氧化硅-氧化铝，所述加氢精制催化剂采用包括以下步骤的方法制得：用一种浸渍液浸渍载体，将浸渍得到固体物质进行干燥，所述浸渍液含有至少一种含钴化合物、至少一种含钼化合物、至少一种含磷化合物和柠檬酸，所述浸渍液中以钴元素计的含钴化合物的浓度为0.01-0.1g/mL，以钼元素计的含钼化合物的浓度为0.05-0.4g/mL，以磷元素计的含磷化合物的浓度为0.005-0.1g/mL，柠檬酸的浓度为0.05-0.5g/mL，以紫外-可见光谱分析表征，所述浸渍液的λ≤1，λ为紫外-可见光谱中517±10nm处谱峰峰高与
772±10nm处谱峰峰高的比值。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述浸渍液中以钴元素计的含钴化合物的浓度为
0.02-0.09g/mL，以钼元素计的含钼化合物的浓度为0.08-0.35g/mL，以磷元素计的含磷化合物的浓度为0.007-0.08g/mL，柠檬酸的浓度为0.05-0.4g/mL，以紫外-可见光谱分析表征，所述浸渍液的λ＝0-0.95。
8.根据权利要求6或7所述的方法，其中，以所述加氢精制催化剂的总量为基准，以CoO计的Co的含量为1-10重量％，以MoO3计的Mo的含量为5-50重量％。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢精制反应的条件包括：温度为300-400℃，氢分压为4-12MPa，液时体积空速为0.1-3h-1，氢油体积比为100-1500Nm3/m3。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述加氢精制反应的条件包括：温度为320-380℃，氢分压为6-12MPa，液时体积空速为0.5-2h-1，氢油体积比为350-1000Nm3/m3。
11.根据权利要求1、2、6、7、9和10中任意一项所述的方法，其中，所述加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中总环烷烃的反应收率为85-90重量％。

说明书全文

一种生产喷气燃料的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种生产喷气燃料的方法。

背景技术

[0002] 高密度喷气燃料又称大比重航煤，是一类具有高密度(一般为0.835g/cm3以上)、3
高体积热值(一般为35.8MJ/m以上)的喷气燃料。与普通的喷气燃料(密度一般为0.77-
0.81g/cm3)相比，高密度喷气燃料可以提高燃料单位体积的热值，在燃料箱容积一定时，可以有效增加燃料箱携带燃料的能量，是航天飞行器高航速、远航程飞行的重要保障。例如：
密度为845kg/m3(体积发热量约为36×103MJ/m3)的燃料与密度为780kg/m3(体积发热量约
3 3
为33×10MJ/m)的燃料相比，在同样载油体积条件下可使飞行器多载约9％的能量。

[0003] 因此，开发高密度喷气燃料成为研究热点之一。

[0004] CN100419044C公开了一种从煤液化油最大量生产大比重航空煤油的方法，该方法包括以下步骤：煤液化油先进入保护反应器，与氢气、保护剂接触，保护反应器的反应流出物进入稳定加氢主反应器，与氢气、加氢稳定催化剂接触，稳定加氢主反应器的反应流出物经分离得到的中馏分进入加氢提质反应器，与氢气、加氢精制催化剂和加氢提质催化剂接触，加氢提质反应器的反应流出物经分离得到航空煤油。但是，该方法的工艺流程较为复杂。

[0005] CN102304387B公开了一种煤基高密度喷气燃料的生产方法，该方法包括以下步骤：来自煤直接液化过程的煤化轻油和液化馏分油进入带强制内循环的膨胀床加氢处理反应器，与氢气、加氢处理催化剂接触，膨胀床加氢处理反应器的出口物流经分离、分馏后，得到轻质馏分油、中质馏分油和重质馏分油；轻质馏分油和中质馏分油混合后进入深度加氢精制固定床反应器，与氢气、加氢精制催化剂接触、反应，深度加氢精制固定床反应器出口物流经分离、分馏后，得到高密度喷气燃料；其中，在所述加氢处理反应器内部的上方设置有液体收集杯，所收集的液体经管道输送并经强制循环泵升压后再送入所述加氢处理反应器的底部。CN102304387B公开的方法在对进料进行加氢处理时，先后在膨胀床加氢处理反应器和固定床反应器中进行，增加了工艺的复杂性。

[0006] US4401837公开了一种生产高密度燃料的方法，该方法主要通过将桥式双环戊二烯进行热聚，然后从热聚产物中分离出三聚体馏分，然后将三聚体馏分依次进行加氢和异构化。该方法不仅工艺较为复杂，而且所用原料成本较高。

发明内容

[0007] 本发明的目的在于克服现有的生产高密度喷气燃料的方法对设备要求高且工艺流程较为复杂的技术问题，提供一种生产喷气燃料的方法，该方法对设备要求不高且工艺流程简洁，即使是在常规的固定床反应器上，通过一步加氢反应，也能获得高密度喷气燃料。

[0008] 本发明提供了一种生产喷气燃料的方法，该方法包括以下步骤：

[0009] (1)在加氢精制反应条件下，将原料油和氢气与加氢精制催化剂接触；

[0010] (2)从步骤(1)得到的流出物中分离出喷气燃料；

[0011] 所述原料油中，芳烃的总含量为70-90重量％，单环芳烃与双环芳烃的重量比为1：0.35-1；所述加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中总环烷烃的反应收率为
75-95重量％。

[0012] 根据本发明的方法具有如下优点。

[0013] (1)采用本发明的方法可以生产符合GJB1603 6号喷气燃料标准的高密度喷气燃3
料，其密度达到0.835g/cm以上，重量热值达到或超过42.9MJ/kg。并且，采用本发明的方法生产的喷气燃料，硫含量和氮含量低，减少了环境污染物的量。

[0014] (2)本发明所用的原料油可以通过对劣质柴油馏分，如催化裂化柴油进行蒸馏切割而获得。催化裂化柴油是一种劣质柴油馏分，其硫氮杂质含量高，十六烷值低(一般小于25)；并且，催化裂化柴油如果采用加氢改质工艺来生产清洁柴油产品，如满足欧IV排放标准以上的柴油产品，需要进行加氢裂化或者深度加氢改质，将其十六烷值提高至少25个单位以上，不仅氢耗高，而且需要在极低的反应空速下进行，无论装置建设费用还是操作费用都非常高。本发明提供的方法中所使用的原料油可以为催化裂化柴油的馏分油，为低价值的催化裂化柴油生产高价值产品提供了一种新的工艺技术路线。

[0015] (3)根据本发明的方法控制原料油的组成，通过一步加氢反应即可得到高密度喷气燃料，工艺流程简洁，并且原料油能够实现100％转化，全部或基本全部液体产物为高密度喷气燃料。本发明的方法既可以用于新建装置，也可以用于已建装置。例如，在本发明的方法的原料油来源于劣质柴油馏分时，直接在已有的装置上加装蒸馏单元以及用于生产喷气燃料的加氢精制单元即可。附图说明

[0016] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。

[0017] 图1用于说明本发明的生产喷气燃料的方法的一种实施方式。

[0018] 附图标记说明

[0019] 1：催化裂化柴油 2：分馏塔

[0020] 3：重组分 4：轻组分

[0021] 5：加热炉 6：加氢反应器

[0022] 7：加氢反应器6的流出物 8：高压分离器

[0023] 9：气相物流 10：液相物流

[0024] 11：循环氢纯化单元 12：循环氢压缩单元

[0025] 13：新氢 14：新氢压缩单元

[0026] 15：低压分离器 16：气体产物

[0027] 17：液体产物 18：分馏塔

[0028] 19：喷气燃料 20：轻石脑油

[0029] 21：重组分处理单元

具体实施方式

[0030] 本发明提供了一种生产喷气燃料的方法，该方法包括以下步骤：

[0031] (1)在加氢精制反应条件下，将原料油和氢气与加氢精制催化剂接触；

[0032] (2)从步骤(1)得到的流出物中分离出喷气燃料。

[0033] 根据本发明的方法，所述原料油中，芳烃的总含量为70-90重量％，优选为80-90重量％，更优选为80-85重量％。所述原料油中，单环芳烃与双环芳烃的重量比为1：0.35-1，优选为1：0.35-0.85，更优选为1：0.4-0.8，进一步优选为1：0.5-0.7。

[0034] 所述原料油的来源没有特别限定。在本发明的一种优选的实施方式中，所述原料油通过将劣质柴油，如催化裂化柴油和/或焦化柴油，进行蒸馏切割而获得。所述蒸馏切割的切割点以切割出来的馏分的组成能够满足作为本发明的原料油的要求为准。一般地，在原料油通过对催化裂化柴油和/或焦化柴油进行蒸馏切割而获得时，所述蒸馏切割使得原料油的馏程范围为180-315℃，优选为180-300℃，更优选为180-290℃，如180-260℃。所述原料油的馏程范围根据ASTM D-86中规定的方法测定。在该优选的实施方式中，蒸馏切割出的其余馏分根据具体情况可以送入其它加工单元中进行加工。

[0035] 所述加氢精制催化剂可以为具有芳烃饱和、加氢脱硫和加氢脱氮催化活性的催化剂，可以为贵金属催化剂，也可以为非贵金属催化剂。优选地，所述加氢精制催化剂为非贵金属催化剂。

[0036] 具体地，所述加氢精制催化剂可以含有载体以及负载在所述载体上的第VIB族金属组分和第VIII族金属组分。以加氢精制催化剂的总量为基准并以氧化物计，所述第VIB族金属组分的含量可以为5-50重量％，优选为7-35重量％；所述第VIII族金属组分的含量可以为1-10重量％，优选为1.5-7重量％。优选地，所述加氢精制催化剂还可以含有至少一种助剂，所述助剂可以为磷、氟和硼中的一种或两种以上。以所述加氢精制催化剂的总量为基准并以元素计，所述助剂的含量可以为1-10重量％，优选为1.5-5重量％。

[0037] 所述加氢精制催化剂的载体可以为氧化硅、氧化铝和氧化硅-氧化铝中的一种或两种以上。

[0038] 所述加氢精制催化剂中，第VIB族金属可以为Cr、Mo和W中的一种或两种以上，第VIII族金属可以为Fe、Co和Ni中的一种或两种以上。

[0039] 在本发明的一种优选的实施方式中，所述加氢精制催化剂含有载体以及负载在所述载体上的钴和钼，所述载体为氧化硅-氧化铝，所述加氢精制催化剂采用包括以下步骤的方法制得：用一种浸渍液浸渍载体，将浸渍得到固体物质进行干燥，所述浸渍液含有至少一种含钴化合物、至少一种含钼化合物、至少一种含磷化合物和柠檬酸，所述浸渍液中以钴元素计的含钴化合物的浓度为0.01-0.1g/mL，以钼元素计的含钼化合物的浓度为0.05-0.4g/mL，以磷元素计的含磷化合物的浓度为0.005-0.1g/mL，柠檬酸的浓度为0.05-0.5g/mL，以紫外-可见光谱分析表征，所述浸渍液的λ≤1，λ为紫外-可见光谱中517±10nm处谱峰峰高与772±10nm处谱峰峰高的比值。该催化剂具有较高的芳烃饱和活性，最终得到的喷气燃料中双环以上芳烃含量极低，降低了发动机的积炭速率，可以有效地延长发动机寿命；同时还能进一步提高加氢反应的空速，增加装置的处理量和/或缩减装置的规模。

[0040] 在该优选的实施方式中，优选地，所述浸渍液中以钴元素计的含钴化合物的浓度为0.02-0.09g/mL，如0.05-0.08g/mL；以钼元素计的含钼化合物的浓度为0.08-0.35g/mL，如0.1-0.25g/mL；以磷元素计的含磷化合物的浓度为0.007-0.08g/mL，如0.01-0.03g/mL；柠檬酸的浓度为0.05-0.4g/mL，如0.08-0.25g/mL，以紫外-可见光谱分析表征，所述浸渍液的λ＝0-0.95，更优选地，λ＝0-0.95，如0.7-0.95。

[0041] 根据该优选的实施方式，所述浸渍液可以采用以下方法制备：(A)将含钴化合物、含钼化合物、含磷化合物和柠檬酸与水混合，溶解反应成溶液；(B)将步骤(A)得到的溶液在60-300℃温度下反应0.5小时-200小时；其中，各组分的用量使最终得到的浸渍液中各组分的含量满足前文所述的要求为准。步骤(B)中，所述温度优选为75-200℃，更优选为80-150℃，如80-120℃。步骤(B)中，所述反应的时间优选为1-100小时，更优选为2-50小时，如1-
10h。步骤(B)可以在密闭容器(如高压反应釜)中进行，也可以在开放体系中进行。

[0042] 根据该优选的实施方式，所述含钴化合物选自水溶性的含钴化合物，例如，含钴金属组分的盐、含钴金属组分的氧化物和含钴金属组分的氢氧化物中的一种或两种以上。所述含钴化合物的具体实例可以包括但不限于钴的硝酸盐、钴的氯化物、钴的硫酸盐、钴的甲酸盐、钴的乙酸盐、钴的磷酸盐、钴的柠檬酸盐、钴的草酸盐、钴的碳酸盐、钴的碱式碳酸盐、钴的氢氧化物、钴的磷酸盐、钴的磷化物、钴的硫化物、钴的铝酸盐、钴的钼酸盐、钴的钨酸盐和钴的氧化物中的一种或两种以上。优选地，所述含钴化合物为钴的草酸盐、钴的碳酸盐、钴的碱式碳酸盐、钴的氢氧化物、钴的磷酸盐、钴的钼酸盐、钴的钨酸盐和钴的氧化物中的一种或两种以上。更优选地，所述含钴化合物为钴的碱式碳酸盐和/或钴的碳酸盐。

[0043] 根据该优选的实施方式，所述含钼化合物选自水溶性的含钼化合物，例如，含钼金属组分的盐和/或含钼金属组分的氧化物。所述含钼化合物的具体实例可以包括但不限于钼酸铵、钼的杂多酸盐和氧化钼中的一种或两种以上。

[0044] 根据该优选的实施方式，所述含磷化合物可以为磷酸、磷酸二氢铵、磷酸氢二铵、磷酸二氢钠和磷酸氢二钠中的一种或两种以上，优选为磷酸。

[0045] 根据该优选的实施方式，所述氧化硅-氧化铝中氧化硅和氧化铝的含量可以为常规选择。优选地，所述氧化硅-氧化铝中，氧化硅的含量可以为2-45重量％，优选为5-40重量％，进一步优选为5-30重量％，如10-20重量％；氧化铝的含量可以为55-98重量％，优选为60-95重量％，进一步优选为70-95重量％，如80-90重量％。

[0046] 根据该优选的实施方式，所述浸渍可以为饱和浸渍，也可以为过量浸渍。一般地，以体积计的浸渍液与以重量计的载体的比值可以为0.5-10：1，优选为0.7-8：1。当所述浸渍为过量浸渍时，在浸渍得到的混合物中有游离溶液存在的情况下，优选在进行干燥前包括过滤的步骤，以除去游离的溶液。

[0047] 根据该优选的实施方式，所述干燥可以在常规条件下进行。一般地，所述干燥可以在100-300℃、优选120-280℃的温度下进行。所述干燥的持续时间可以为1-12小时，优选为2-8小时。在该优选的实施方式中，干燥后的产物可以直接作为催化剂使用，也可以进行焙烧后作为催化剂使用。所述焙烧可以在常规条件下进行。一般地，所述焙烧的温度可以为
350-550℃，优选为400-500℃。所述焙烧的持续时间可以为1-8小时，优选为2-6小时。

[0048] 根据本发明的方法，所述加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中环烷烃的反应收率为75-90重量％。优选地，所述加氢精制反应条件使得步骤(2)所得到的喷气燃料中总环烷烃的反应收率为85-90重量％。总环烷烃的反应收率采用以下公式计算得到：

[0049] 总环烷烃的反应收率＝[(得到的喷气燃料中环烷烃的质量-原料油中环烷烃的质量)/原料油中的芳烃理论上能够形成的环烷烃的质量]×100％。

[0050] 具体地，所述加氢精制反应条件可以包括：温度为300-400℃，优选为320-380℃；氢分压为4-12MPa(表压)，优选为6-12MPa(表压)，如8-12MPa(表压)；液时体积空速为0.1-
3h-1，优选为0.5-2h-1；氢油体积比为100-1500Nm3/m3，优选为350-1000Nm3/m3，如800-
1000Nm3/m3。

[0051] 根据本发明的方法，可以采用常用的各种方法从步骤(1)得到的流出物中分离出喷气燃料。在一种实施方式中，可以将步骤(1)得到的流出物进行气液分离，分离出气相物流和液相物流。所述液相物流中不含石脑油馏分时，可以直接将所述液相物流作为喷气燃料。在液相物流含有少量石脑油馏分时，可以将液相物流进行分馏，分离出喷气燃料，同时得到少量的轻石脑油。可以通过将步骤(1)得到的流出物先后在高压分离器和低压分离器中进行分离，从而分离出其中的气相物流。在高压分离器中分离出的气相物流为富氢气体，该富氢气体经纯化和增压后可以作为循环氢使用。

[0052] 根据本发明的方法，所述喷气燃料的馏程范围一般为170-270℃，如190-260℃。本发明中，所述喷气燃料的馏程采用ASTM D-86中规定的方法测定。

[0053] 采用本发明的方法生产喷气燃料，得到的喷气燃料为高密度喷气燃料，其密度能够达到为0.835g/cm3以上，一般在0.835-0.85g/cm3的范围内。采用本发明的方法生产的喷气燃料具有较高的净热值，能够达到42.9MJ/kg以上，一般在42.9-43.3MJ/kg的范围内。

[0054] 图1示出了根据本发明的方法的一种优选的实施方式。以下结合图1对该实施方式进行详细说明。如图1所示，催化裂化柴油1进入分馏塔2进行分馏切割，得到轻组分4和重组分3。重组分3进入重组分处理单元21中进行处理。轻组分4与氢气混合后进入加热炉5中进行加热，接着进入加氢反应器6中与加氢精制催化剂接触反应。加氢反应器6的流出物7进入高压分离塔8中，进行气液分离，得到气相物流9和液相物流10。气相物流9为富氢气体，进入循环氢纯化单元11脱除其中的杂质(如含硫化合物和/或含氮化合物)后，经循环氢压缩单元12压缩增压后作为循环氢使用。新氢13则通过新氢压缩单元14增压后与循环氢压缩单元12输出的循环氢混合。液相物流10进入低压分离器15中进一步进行分离，得到气体产物16和液体产物17。气体产物16输出。液体产物17进入分馏塔18中进行分馏，得到喷气燃料19以及可能少量存在的轻石脑油20。

[0055] 以下结合实施例详细说明本发明，但并不因此限制本发明的范围。

[0056] 实施例1-3用于说明本发明的方法。

[0057] 以下实施例和对比例中，紫外-可见光谱分析(UV-Vis)，采用美国Perkin-Elmer公司的Lambda35型多功能紫外-可见分光光度仪，在氖灯光源、测量波长286nm、狭缝宽度1.0nm、样品检测时间4.5min、检测步长2.0s的实验条件下测定溶液在450-900nm范围内的紫外吸收光谱。

[0058] 以下实施例和对比例中，催化剂中各元素的含量进行分析，采用商购自日本理学电机工业株式会社的3271E型X射线荧光光谱仪测定。

[0059] 以下实施例和对比例中，喷气燃料收率定义为全馏分产品通过分馏塔分馏出的喷气燃料馏分与原料油的重量百分比。

[0060] 以下实施例和对比例中，采用SH/T 0606-94中规定的方法分别测定原料油和得到的喷气燃料中环烷烃的质量，在此基础上确定原料油中的芳烃理论上能够形成的环烷烃的质量(即，芳烃全部饱和所能形成的环烷烃的质量)，并采用以下公式计算总环烷烃的反应收率，

[0061] 总环烷烃的反应收率＝[(得到的喷气燃料中环烷烃的质量－原料油中环烷烃的质量)/原料油中的芳烃理论上能够形成的环烷烃的质量]×100％。

[0062] 实施例1

[0063] 本实施例中所使用的加氢精制催化剂采用以下方法制备。

[0064] (1)分别称取27.2克三氧化钼、9.1克碱式碳酸钴、5.5克磷酸、7.6克柠檬酸放入55mL去离子水中，加热到80℃进行搅拌溶解1小时，得到棕红色澄清溶液。将该溶液放入烧杯中，加热至90℃并在搅拌下恒温8小时，加水至85mL，得到澄清浸渍液S1。浸渍液S1的λ值、钴(Co)、钼(Mo)、磷(P)和柠檬酸(CTA)的浓度(g/mL)在表1中列出。

[0065] 表1

[0066] Co(g/mL) Mo(g/mL) P(g/mL) CTA(g/mL) λ
S1 0.05 0.21 0.017 0.09 0.78

[0067] (2)将2000克氢氧化铝粉(长岭炼化公司催化剂厂生产的干胶粉，干基71重量％)和1039克硅溶胶(青岛海洋化工厂产品，二氧化硅含量为30重量％)混合均匀。将得到的混合物用挤条机挤成外接圆直径为1.4毫米的蝶形条，并将挤出的湿条在120℃干燥4小时，接着在600℃焙烧3小时，制得载体Z1，载体Z1中氧化硅含量为18.0重量％，氧化铝含量为82.0重量％。Z1的吸水率为0.85。

[0068] (3)将S1溶液定容至85mL，饱和浸渍100克载体Z12小时，然后依次在120℃干燥2小时，250℃干燥3小时，得到催化剂D1，其组成见表2。

[0069] 表2

[0070] MoO3(重量％) CoO(重量％) P2O5(重量％) C(重量％)
D1 20.5 4.0 2.2 1.7

[0071] 本实施例采用原料A，为中东催化裂化柴油馏分，其性质在表3中列出。

[0072] 表3

[0073]

[0074] 本实施例参照图1所示的流程生产喷气燃料，具体流程如下。

[0075] 原料A进入分馏塔进行分馏切割，得到轻组分A1和重组分，其中，轻组分A1的馏程为180-260℃，其性质在表4中列出。轻组分A1与氢气混合并进行加热后，进入加氢反应器中与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应，加氢反应的条件如表5所示。加氢反应器的流出物进入高压分离塔中，进行气液分离，得到气相物流和液相物流。气相物流进入循环氢纯化单元脱除其中的杂质后，经循环氢压缩单元压缩增压后作为循环氢使用。液相物流进入低压分离器中进一步进行分离，得到气体产物和液体产物。液体产物进入分馏塔中进行分馏，得到喷气燃料(收率为96重量％)，其性质在表5中列出。

[0076] 实施例2

[0077] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，制备加氢精制催化剂时使用浸渍液L，其制备方法如下。

[0078] 分别称取27.2克三氧化钼、9.1克碱式碳酸钴、5.5克磷酸、7.6克柠檬酸放入55mL去离子水中，加热到80℃进行搅拌溶解1小时，然后加水至85mL，得到浸渍液L1。浸渍液L1的λ值、钴(Co)、钼(Mo)、磷(P)和柠檬酸(CTA)的浓度(g/mL)在表6中列出。

[0079] 表6

[0080] Co(g/mL) Mo(g/mL) P(g/mL) CTA(g/mL) λ
L1 0.05 0.21 0.017 0.09 1.07

[0081] 加氢反应的条件以及得到的喷气燃料(收率为90重量％)的性质在表5中列出。

[0082] 对比例1

[0083] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，在对原料A进行分馏切割时，轻组分A2的馏程为160-240℃，其性质在表4中列出。

[0084] 得到的喷气燃料的性质在表5中列出。

[0085] 对比例2

[0086] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，在对原料A进行分馏切割时，轻组分A3的馏程为205-300℃，其性质在表4中列出。

[0087] 得到的喷气燃料的性质在表5中列出。

[0088] 对比例3

[0089] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，加氢反应的条件如表5所示。

[0090] 得到的喷气燃料的性质在表5中列出。

[0091] 对比例4

[0092] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，加氢反应的条件如表5所示。

[0093] 得到的喷气燃料的性质在表5中列出。

[0094] 对比例5

[0095] 采用与实施例1相同的方法生产喷气燃料，不同的是，原料A不进行分馏切割，直接作为加氢精制催化剂的进料。

[0096] 加氢反应的条件以及得到的喷气燃料(收率为28重量％)的性质在表5中列出。

[0097] 表4

[0098]

[0099] 表5

[0100]

[0101] 实施例3

[0102] 本实施例中所使用的加氢精制催化剂采用以下方法制备。

[0103] (1)分别称取20克三氧化钼、14.5克碱式碳酸钴、8.7克磷酸、18克柠檬酸放入55mL去离子水中，加热到80℃进行搅拌溶解1小时，得到棕红色澄清溶液。将该溶液放入烧杯中，加热至100℃并在搅拌下恒温1小时，加水至85mL，得到澄清浸渍液S2。浸渍液S2的λ值、钴(Co)、钼(Mo)、磷(P)和柠檬酸(CTA)的浓度(g/mL)在表7中列出。

[0104] 表7

[0105] Co(g/mL) Mo(g/mL) P(g/mL) CTA(g/mL) λ
S2 0.08 0.16 0.027 0.21 0.95

[0106] (2)将浸渍液S2定容至85mL，饱和浸渍100克载体Z12小时，然后依次在120℃干燥2小时，250℃干燥3小时，得到催化剂D2，其组成见表8。

[0107] 表8

[0108] MoO3(重量％) CoO(重量％) P2O5(重量％) C(重量％)
D2 15.2 6.4 3.9 2.5

[0109] 本实施例采用原料B，为中东高硫催化裂化柴油馏分，其性质在表9中列出。

[0110] 表9

[0111]

[0112] 本实施例参照图1所示的流程生产喷气燃料，具体流程如下。

[0113] 原料B进入分馏塔进行分馏切割，得到轻组分B1和重组分，其中，轻组分B1的馏程为180-260℃，其性质在表10中列出。轻组分B1与氢气混合并进行加热后，进入加氢反应器中与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应，加氢反应的条件如表11所示。加氢反应器的流出物进入高压分离塔中，进行气液分离，得到气相物流和液相物流。气相物流进入循环氢纯化单元脱除其中的杂质后，经循环氢压缩单元压缩增压后作为循环氢使用。液相物流进入低压分离器中进一步进行分离，得到气体产物和液体产物。液体产物进入分馏塔中进行分馏，得到喷气燃料(收率为96重量％)，其性质在表11中列出。

[0114] 对比例6

[0115] 采用与实施例3相同的方法生产喷气燃料，不同的是，原料B进入分馏塔进行分馏切割，得到轻组分B2和重组分，其中，轻组分B2的馏程为220-300℃，其性质在表10中列出。

[0116] 得到的喷气燃料的性质在表11中列出。

[0117] 对比例7

[0118] 采用与实施例3相同的方法生产喷气燃料，不同的是，原料B进入分馏塔进行分馏切割，得到轻组分B3和重组分，其中，轻组分B3的馏程为187-241℃，其性质在表10中列出。

[0119] 得到的喷气燃料的性质在表11中列出。

[0120] 表10

[0121]

[0122] 表11

[0123]

[0124] 实施例1-3的结果证实，采用本发明的方法制备的喷气燃料满足GJB 1603-93 6号喷气燃料的技术要求。

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