一种劣质柴油原料的加氢裂化方法 |
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| 申请号 | CN201911043476.2 | 申请日 | 2019-10-30 | 公开(公告)号 | CN112745922B | 公开(公告)日 | 2023-01-13 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院; | 发明人 | 任亮; 严张艳; 刘建伟; 胡志海; 张毓莹; 许双辰; 杨平; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及一种劣质柴油原料的加氢裂化方法，将劣质柴油原料切割为柴油轻馏分和柴油重馏分，柴油重馏分先进入加氢精制反应区进行加氢 脱硫 、加氢脱氮和选择性加氢脱芳 烃 反应；加氢精制反应流出物与柴油轻馏分混合后进入加氢裂化反应区，发生开环、断 侧链 反应，加氢裂化反应流出物经过气液分离、液体 分馏 后得到富含BTX馏分和加氢柴油馏分。本发明提供的方法氢耗低，产物选择性高，经济性高。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种劣质柴油原料的加氢裂化方法，包括： |
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| 说明书全文 | 一种劣质柴油原料的加氢裂化方法技术领域[0001] 本发明涉及一种劣质柴油原料的加氢裂化方法。 背景技术[0002] 随着原油日益劣质化，以及国内柴油产品质量进一步升级和柴汽比的持续下降，越来越多柴油过剩尤其劣质柴油，通过传统的加氢精制、加氢改质工艺已难以达到清洁燃料的要求，且劣质柴油中富含的芳香烃也不能得到有效利用，寻找加工工艺加工劣质柴油变得越来越重要。 [0003] 针对劣质催化裂化柴油，常规的加工手段有加氢精制、加氢改质两种工艺。其中加氢精制一般采用NiMo、CoMo、NiW催化剂，通过芳烃加氢饱和、脱硫、脱氮来改善催化裂化柴油产品质量，常规加氢精制条件下十六烷值提高值一般为3～6个单位。适用于直馏柴油、焦化柴油比例大，催化裂化柴油比例小，十六烷值矛盾不突出的企业。柴油改质技术能够显著提升柴油十六烷值，但对于催化柴油，加氢改质工艺氢耗高，副产的石脑油组分辛烷值较低。而且，这些现有工艺均未能合理、高效地利用LCO中富含的芳烃。 [0004] 近年来，新涌现出以LCO生产高辛烷值汽油馏分和/或BTX的工艺，主要以加氢精制‑加氢裂化，加氢精制‑催化裂化的组合工艺为主，试图通过对LCO中的多环芳烃选择性加氢饱和，再开环、断侧链得到高辛烷值汽油馏分，通过更经济、高效的方法利用LCO，具有重要的研究意义。结合现有加氢裂化工艺过程的反应特点可知，将大分子的多环芳烃转化为小分子的BTX，加氢裂化是较适宜的途径，该途径可以优化炼油厂的柴油池和汽油池的构成，生产部分高价值的轻质芳烃，从而提高炼油厂的经济效益和社会效益。 [0005] CN104560166B公开了一种石油烃生产高辛烷值汽油的催化转化的方法。将催化裂化柴油切割成轻重组分，切割温度为250～260℃，轻组分进入催化裂化副提升管的下层，重组分先通过加氢处理，再进入催化裂化副提升管的上层。轻重组分经催化裂化后进行后续分离得到高辛烷值汽油。 [0006] CN104560164A公开了一种生产高辛烷值汽油组分或产品BTX馏分的加氢改质方法。以劣质柴油馏分为原料，主要提供一种加氢改质催化剂组合装填的方法，通过加氢精制和加氢改质过程来生产高辛烷值汽油，高辛烷值汽油馏分中BTX的含量可达40质量％，但由于以劣质柴油为原料直接进行加氢精制，使芳烃加氢饱和深度和脱氮强度难以达到较好的平衡，需要更苛刻的操作条件才能使其转化为高辛烷值汽油或BTX，导致芳烃损失多。 [0007] CN103865577B公开了一种由催化裂化柴油生产轻质芳烃及清洁燃料油品的方法。将催化裂化柴油与氢气混合后进入一个反序装填的加氢裂化‑加氢精制段的中部，与上部加氢裂化段来的裂化产物混合后进入加氢精制段，在加氢反应条件下进行加氢精制反应，以脱除硫氮等杂质，并进行烯烃饱和反应及适度的芳烃加氢饱和。 [0008] 用上述现有技术加工劣质柴油时，反应操作条件苛刻，氢耗较大。产物选择性低，同时加氢裂化催化剂容易中毒失活，催化剂寿命短。 发明内容[0009] 本发明的目的是克服现有技术的不足，提供一种由劣质柴油加氢裂化的方法，以解决在加工劣质柴油生产过程中，氢耗大，产物选择性低，加氢裂化催化剂易中毒失活的问题。 [0010] 本发明提供的一种劣质柴油原料的加氢裂化方法，包括： [0011] (1)将劣质柴油原料切割为柴油轻馏分和柴油重馏分，切割点范围为220～270℃； [0012] (2)柴油重馏分与氢气混合，进入加氢精制反应区与加氢精制催化剂接触，在加氢精制反应条件下，进行加氢脱硫、加氢脱氮和选择性加氢脱芳烃反应；加氢精制反应流出物与柴油轻馏分混合后进入加氢裂化反应区与加氢裂化催化剂接触，在加氢裂化反应条件下发生开环、断侧链反应，加氢裂化反应流出物经过气液分离、液体分馏后得到富含BTX馏分和加氢柴油馏分。 [0013] 在本发明中，所述的劣质柴油原料的终馏点小于480℃，总芳烃含量高于60质量％，双环以上芳烃的含量高于40质量％。优选所述的劣质柴油原料的总芳烃含量高于65质量％，双环以上芳烃的含量高于45质量％。 [0014] 本发明所述的劣质柴油原料选自催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油，以及其他来源的富含芳烃的柴油馏分。 [0015] 在本发明其中一种优选的实施方式中，本发明通过控制柴油重馏分、柴油轻馏分的组成，选择适当的切割点。优选所述柴油重馏分的组成中，以柴油重馏分的重量为基准，双环芳烃和三环芳烃含量之和大于等于70％，单环芳烃含量小于20％；以劣质柴油原料中含氮化合物的总重量为基准，柴油重馏分中含氮化合物的重量不低于其70％。进一步优选，所述柴油重馏分的组成中，以柴油重馏分的重量为基准，三环芳烃含量小于25％。 [0016] 在本发明另一种优选的实施方式中，优选所述的柴油轻馏分的组成中，以柴油轻馏分的重量为基准，单环芳烃含量大于40％，单环和双环芳烃含量之和大于等于65％；以劣质柴油原料中含氮化合物的总重量为基准，柴油轻馏分中含氮化合物的重量低于其25％。 [0017] 在加氢精制反应区，柴油重馏分与加氢精制催化剂接触、反应，经加氢脱硫、加氢脱氮及芳烃选择性加氢后，有效脱除硫化物和氮化物，并对劣质柴油原料中的双环以上芳烃加氢饱和为烷基苯类单环芳烃和四氢萘类单环芳烃。 [0018] 本发明中，加氢精制催化剂可以是各种商业催化剂，也可以按本领域现有技术进行制备的加氢精制催化剂。在优选的情况下，以加氢精制催化剂的总重量计，以氧化物计的VIII族金属组分的含量为1～30重量％，以氧化物计的VIB族金属组分的含量为5～35重量％。所述VIII族金属组分为钴和/或镍，VIB族金属组分为钼和/或钨。所述载体选自氧化铝、氧化铝‑氧化硅和氧化钛中的至少一种。 [0019] 在优选的情况下，所述加氢精制反应条件为：氢分压3.5MPa～12.0MPa，优选3 5.0MPa～10.0MPa，反应温度300℃～450℃，优选340℃～430℃，氢油体积比400～2500Nm / 3 3 3 ‑1 ‑1 ‑1 ‑1 m，优选60～1500Nm/m，液时体积空速0.2h ～6.0h ，优选0.8h ～4.0h 。 [0020] 在本发明中，加氢精制反应区流出物与柴油轻馏分混合后进入加氢裂化反应区，与加氢裂化催化剂接触、反应，对四氢萘类单环芳烃进行选择性开环、烷基侧链裂化反应，对烷基苯类单环芳烃进行烷基侧链裂化反应等。 [0021] 所述加氢裂化反应条件为：氢分压3.5MPa～12.0MPa，优选5.0～10.0MPa，反应温3 3 3 3 度300～450℃，优选380～450℃，氢油体积比400～2500Nm/m ，优选700～2000Nm/m ，液时‑1 ‑1 体积空速0.2～6.0h ，优选0.8～5.0h 。 [0022] 在本发明中优选所述的加氢裂化催化剂包括载体和至少一种选自VIII族和至少一种选自VIB族的金属组分，所述载体包括分子筛和基质，所述分子筛选自Y、ZSM‑5、Beta其中的一种或者几种。以所述的加氢裂化催化剂为基准，以氧化物计，所述加氢裂化催化剂含有1～10重量％的Ⅷ族金属组分，优选2～8重量％；5～50重量％的ⅥB族金属组分，优选10～35重量％。 [0023] 为了进一步提高富含BTX馏分中的芳烃含量，本发明进一步优选，所述加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属组分，所述载体包括基质和Y分子筛，以所述加氢裂化催化剂为基准，以氧化物计，所述加氢裂化催化剂含有1～10重量％的Ⅷ族金属组分，2～40重量％的ⅥB族金属组分；更优选所述加氢裂化催化剂含有1～6重量％的Ⅷ族金属组分，5～25重量％的ⅥB族金属组分。以所述载体为基准，所述Y分子筛的含量为30～90重量％，基质的含量为10～70重量％；所述Y分子筛的强酸量占总酸量比例70％以上；所述基质选自氧化铝、氧化硅和氧化硅‑氧化铝中的一种或多种。 [0024] 进一步优选的所述加氢裂化催化剂具有优异的选择性开环裂化功能及烷基侧链裂化功能，对单环芳烃烷基侧链断裂、四氢萘选择性开环及断侧链等反应有很好的选择性，且有利于富含BTX馏分中的芳烃的保留。 [0025] 在本发明中步骤(2)所得富含BTX馏分的馏程范围为50～205℃。 [0026] 在优选的情况下，所述Y分子筛的微孔比表面积为650m2/g以上，更优选为700m2/g以上；所述Y分子筛的介孔体积占总孔体积的比例为30％至50％，更优选为33％至45％。 [0027] 在优选的情况下，所述Y分子筛的晶胞常数为2.415～2.440nm；所述Y分子筛的27Al MAS NMR谱中化学位移为0±2ppm共振信号的峰面积占总峰面积的比例不大于4％。进一步优选所述Y分子筛的晶胞常数为2.422～2.438nm；所述Y分子筛的27Al MAS NMR谱中化学位移为0±2ppm共振信号的峰面积占总峰面积的比例不大于3％。 [0028] 进一步优选所述Y分子筛的强酸量占总酸量比例为75％以上。 [0029] 本发明中Y分子筛的强酸是指NH3程序升温脱附(NH3‑TPD)曲线中脱附温度大于320℃的酸，强酸量占总酸量的比例是指NH3‑TPD结果中脱附温度大于320℃强酸量与总酸量的比值。 [0030] 在优选的情况下，以所述载体为基准，所述Y分子筛的含量为45～80wt％，所述基质的含量为20～55wt％。 [0031] 在优选的情况下，所述加氢裂化催化剂中的Y分子筛由多次脱铝及三次水焙制备得到，脱铝过程形成的铝空位可在水焙过程中尽可能多地由硅进行填充，而产生的非骨架铝通过多次脱铝而逐步剥离，三次水热焙烧和多次脱铝相辅相成，有利于保持晶体的完整，保留更多的强酸中心。 [0032] 因此，本发明优选的加氢裂化催化剂中的Y分子筛硅铝比高，非骨架铝少，强酸中心比例高,比表面积大，二次孔丰富，在加氢裂化等烃类裂化反应中具有更高的反应活性，二次反应少，开环反应选择性好，同时酸性稳定性好，失活缓慢。 [0033] 多环芳烃加氢裂化转化为轻质芳烃的过程主要包含多环芳烃的选择性加氢饱和、环烷环的开环和烷基芳烃的断侧链等理想反应。本发明的发明人研究发现一定范围内增加加氢裂化催化剂中酸性组分的二次孔、增加分子筛的表面积和改善孔道的通畅性，有利于提高反应分子在酸性活性中心上的可接近性，进而提高其开环、裂化活性；同时分子筛表面性质和孔结构还可以调节金属组分的分散和活性相的结构，进而优化加氢裂化催化剂的加氢性能和强化加氢裂化催化剂上加氢中心与酸性中心的协同作用，从而提高多环芳烃选择性加氢饱和与选择性开环、裂化反应的选择性。也就是说，优选的加氢裂化催化剂具有多环芳烃加氢饱和活性高、环烷环开环性能强和单环芳烃保留度高的特点，有效提高了富含BTX馏分中芳烃含量，且轻产物少、化学氢耗低。 [0034] 在优选的情况下，本发明步骤(2)所得加氢柴油馏分部分或全部返回，或者与劣质柴油原料一起切割，或者进入加氢裂化反应区。 [0035] 在本发明其中一种实施方式中，加氢精制反应流出物和柴油轻馏分一起自加氢裂化反应器的顶部进入加氢裂化反应器。 [0036] 在本发明其中一种优选的实施方式中，加氢精制反应流出物自加氢裂化反应器的顶部进入加氢裂化反应器，柴油轻馏分自加氢裂化反应器的中部进入加氢裂化反应器。 [0037] 本发明的特点： [0038] (1)本发明结合劣质柴油原料中难反应硫化物、氮化物、多环芳烃的特点，以适当的切割点，划分适宜的柴油轻馏分和柴油重馏分，并选择合适的加工路径进行加氢转化。本发明不仅可以提高柴油重馏分中的多环芳烃选择性加氢饱和的活性，同时避免了单环芳烃过度饱和，高效地利用了劣质柴油原料中富含的芳烃，减少了芳烃损失。 [0039] (2)本发明在加氢精制反应区内，多环芳烃的加氢饱和反应消耗了大部分的新氢，并可使加氢精制反应区内温升超过100℃以上。本发明可以将加氢精制反应区流出物与柴油轻馏分混合后一起进入加氢裂化反应区，或者，用柴油轻馏分作为加氢裂化反应器的冷流，自加氢裂化反应器的中部进料。总之，本发明可以充分利用加氢精制反应区的反应热，降低了装置整体能耗。 [0040] (3)本发明优选的加氢裂化催化剂，本发明的优选的加氢裂化催化剂通过对分子筛进行改性，使用硅铝比高、非骨架铝少、比表面积大、二次孔丰富、强酸中心比例高的Y分子筛，在提高加氢裂化催化剂开环、裂化性能的同时强化加氢功能与酸性功能的协同与匹配，从而优选的加氢裂化催化剂具有多环芳烃加氢饱和活性高、环烷环开环性能强和单环芳烃保留度高的特点，有效提高了富含BTX馏分中芳烃含量，且轻产物少、化学氢耗低。附图说明 [0041] 图1是本发明提供的劣质柴油原料的加氢裂化方法的其中一种实施方式的示意图。 [0042] 图2是本发明提供的劣质柴油原料的加氢裂化方法的另中一种实施方式的示意图。 具体实施方式[0043] 下面结合附图对本发明进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。 [0044] 图1是本发明提供的劣质柴油原料的加氢裂化方法其中一种实施方式示意图，如图1所示：来自管线7的劣质柴油原料通过分馏塔1切割为柴油轻馏分和柴油重馏分，柴油重馏分经管线9进入加氢精制反应区2与加氢精制催化剂接触反应。加氢精制反应器2的反应流出物经管线10与来自管线8的柴油轻馏分一起进入加氢裂化反应器3，与加氢裂化催化剂接触反应。加氢裂化反应器3的反应流出物经管线11进入高压分离器4进行气液分离。高压分离器4分离得到的富氢气体经管线12循环使用，得到的液体产物经管线13进入低压分离器5进一步进行气液分离，分离得到的低分气经管线18排出装置，低压分离器5得到的液体产物经管线14进入分馏塔6进行组分分离，得到干气和液化气经管线15抽出，所得富含BTX馏分经管线16抽出，所得加氢柴油馏分经管线17抽出。 [0045] 图2是本发明提供的劣质柴油原料的加氢裂化方法另一种实施方式示意图，如图2所示：来自管线7的劣质柴油原料通过分馏塔1切割为柴油轻馏分和柴油重馏分，柴油重馏分经管线9进入加氢精制反应区2与加氢精制催化剂接触反应。加氢精制反应器2的反应流出物经管线10由加氢裂化反应器3顶部进入加氢裂化反应器3，来自管线8的柴油轻馏分从加氢裂化反应器3中部进入加氢裂化反应器3，与加氢裂化催化剂接触进行反应。加氢裂化反应器3的反应流出物经管线11进入高压分离器4进行气液分离。高压分离器4分离得到的富氢气体经管线12循环使用，得到的液体产物经管线13进入低压分离器5进一步进行气液分离，分离得到的低分气经管线18排出装置，低压分离器5得到的液体产物经管线14进入分馏塔6进行组分分离，得到干气和液化气经管线15抽出，所得富含BTX馏分经管线16抽出，所得加氢柴油馏分经管线17抽出，部分或全部经管线19循环至分馏塔1。 [0046] 下面结合实施例对本发明作进一步的说明，但并不因此而使本发明受到任何限制。 [0047] 实施例中加氢精制催化剂商品牌号为RN‑411，加氢裂化催化剂A的商品牌号为RHC‑100。 [0048] 加氢裂化催化剂B的制备过程如下： [0049] 首先，加氢裂化催化剂B中的Y分子筛由多次脱铝及三次水焙制备得到： [0050] (1)以NaY沸石为原料用氯化铵溶液进行交换，处理条件为：按照NaY分子筛(干基)：氯化铵：水＝1：0.7：10的比例，在85℃下交换1h，过滤后经去离子水洗涤，在120℃下干燥4h。 [0051] (2)将步骤(1)得到的分子筛，进行第一次水热焙烧处理，焙烧温度为600℃，在100％水蒸气气氛下焙烧2h。 [0052] (3)将步骤(2)得到的分子筛按分子筛(干基)：柠檬酸：硫酸：水＝1：0.15：0.05：8的比例，先将分子筛加水打浆后，升温，于70℃在搅拌下匀速加入浓度为20％的硫酸，控制滴加时间30min后，再加入浓度为20％的柠檬酸水溶液，控制滴加时间20min，加完后，于70℃继续搅拌处理1h，过滤后经去离子水洗涤，在120℃下干燥4h。 [0053] (4)将步骤(3)得到的分子筛进行第二次水热焙烧处理，焙烧温度为600℃，在100％水蒸气气氛下焙烧2h。 [0054] (5)将步骤(4)得到的分子筛按分子筛(干基)：盐酸：硫酸铵：水＝1：0.06：0.1：10的比例，先将分子筛加水打浆后，加入硫酸铵，搅匀后缓慢滴加浓度为15％的盐酸，控制滴加时间1h，升温于60℃下处理40min，过滤后经去离子水洗涤，在120℃下干燥4h。 [0055] (6)将步骤(5)得到的分子筛进行第三次水热焙烧处理，焙烧温度为550℃，在100％水蒸气气氛下焙烧3h。 [0056] (7)将步骤(6)得到的分子筛按分子筛(干基)：盐酸：草酸：硫酸铵：水＝1：0.05：0.19：0.1：10的比例，先将分子筛加水打浆后，加入硫酸铵，缓慢滴加浓度为10％的盐酸，控制滴加时间40min，再加入草酸后升温，于70℃下处理60min，过滤后经去离子水洗涤。 [0057] (8)将步骤(7)得到的分子筛按分子筛；氯化铵：氟硅酸:盐酸：H2O＝1:0.5:0.03:0.008:10的比例，先将分子筛加水打浆后，加入氯化铵，同时缓慢滴加浓度为30％的氟硅酸和浓度为20％的盐酸，控制滴加时间60min，升温，于60℃下处理50min，过滤后经去离子水洗涤，得到分子筛Y。所得分子筛Y的晶胞常数为2.435nm，介孔比例为41％，强酸比例为 2 81％，微孔比表面积为713m/g，所述Y分子筛的27Al MAS NMR谱中化学位移为0±2ppm共振信号的峰面积占总峰面积的比例为2.3％。 [0058] 称取干基为70％的拟薄水铝石(催化剂长岭分公司)128.6克和干基为83％的上述所得分子筛Y132.5克混合均匀，在挤条机上挤成外接圆直径为1.6毫米的三叶条形，于120℃烘干3小时，600℃焙烧4小时得到催化剂载体。 [0059] 取载体100克，用83毫升分别含MoO3180.7克/升、NiO 36.1克/升、P2O536.1克/升的三氧化钼、碱式碳酸镍和磷酸混合溶液浸渍3小时，于120℃烘干2小时后450℃焙烧3小时，得到加氢裂化催化剂B。 [0060] 加氢裂化催化剂B的组成为，以所述加氢裂化催化剂B为基准，以氧化物计，钼为15重量％，镍为3重量％，磷为3重量％；以所述载体为基准，Y分子筛的含量为43.5重量％，氧化铝的含量为35.6重量％。 [0061] 实施例中所用的原料油C和D均来自催化裂化装置，其性质特征列于表1、表2。 [0062] 从表1和表2中可以看出，原料油C、D的总芳烃含量均高于80重量％，其中双环及以上芳烃含量达到50重量％以上，均为典型的劣质催化裂化柴油原料。 [0063] 实施例中，相关指标的计算公式如下： [0064] [0065] [0066] BTX的收率＝汽油馏分收率×汽油馏分中的BTX含量×100％ [0067] BTX的收率＝富含BTX馏分收率×富含BTX馏分中的BTX含量×100％ [0068] 对比例1 [0069] 原料油C不切割，采用常规的加氢裂化流程进行处理。原料油C首先与加氢精制催化剂RN‑411接触反应，加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离直接进入加氢裂化反应区，与加氢裂化催化剂RHC‑100接触反应，进行选择性开环裂化、烷基侧链裂化等反应。反应产物经过分离和分馏后得到气体、汽油馏分和柴油馏分。反应条件如表3所示，产品性质如表4所示。 [0070] 从表4可以看出，原料油C采用常规的加氢裂化工艺过程，加氢精制后的多环芳烃饱和率为75.3％，单环芳烃选择性64.1％，芳烃易过度饱和导致总芳烃损失较大。加氢裂化产物中汽油馏分收率44.5％，柴油馏分收率为52.4％。BTX收率为10.4％。装置总质量氢耗3.6％。 [0071] 实施例1 [0072] 将柴油原料油C以切割点为235℃切割为轻柴油馏分C1(<235℃)和重柴油馏分C2(>235℃)。重柴油馏分C2与氢气混合进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂RN‑411接触，在加氢精制反应条件下，进行加氢脱硫、脱氮和选择性加氢饱和反应；轻柴油馏分C1与加氢精制反应流出物混合后进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂RHC‑100接触反应，加氢裂化反应流出物经过分离、分馏后得到富含BTX馏分、加氢柴油馏分。反应条件如表3所示，产品收率和性质如表4所示。 [0073] 从表4可以看出，加氢精制过程的多环芳烃饱和率为80.8％，单环芳烃选择性达82.8％。加氢裂化产物中，富含BTX馏分收率为60.3质量％，其中BTX收率33.5质量％。加氢柴油馏分收率为34.4质量％。装置总质量氢耗3.2％。 [0074] 实施例2 [0075] 将柴油原料油C以切割点为235℃切割为轻柴油馏分C1(<235℃)和重柴油馏分C2(>235℃)。重柴油馏分C2与氢气混合进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂RN‑411接触，在加氢精制反应条件下，进行加氢脱硫、脱氮和选择性加氢饱和反应；轻柴油馏分C1与加氢精制反应流出物混合后进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂RHC‑100接触反应，加氢裂化反应流出物经过分离、分馏后得到富含BTX馏分、加氢柴油馏分。其中加氢柴油馏分的50质量％返回至加氢裂化反应区入口进一步转化。反应条件如表3所示，产品收率和性质如表4所示。 [0076] 从表4可以看出，加氢精制过程的多环芳烃饱和率为80.1％，单环芳烃选择性达86.3％。加氢裂化产物中，富含BTX馏分收率为72.6质量％，其中BTX收率38.7质量％，而加氢柴油馏分收率为21.3质量％。装置总质量氢耗3.8％。 [0077] 实施例3 [0078] 将柴油原料油D以切割点为250℃切割为轻柴油馏分D1(<250℃)和重柴油馏分D2(>250℃)。重柴油馏分D2与氢气混合进入加氢精制反应器，与加氢精制催化剂RN‑411接触，在加氢精制反应条件下，进行加氢脱硫、脱氮和选择性加氢饱和反应。轻柴油馏分D1与加氢精制反应流出物混合后进入加氢裂化反应器，与加氢裂化催化剂B接触反应，加氢裂化反应流出物经过分离、分馏后得到富含BTX馏分、加氢柴油馏分。其中加氢柴油馏分的60重量％返回至原料分馏塔，与劣质原料一起进行切割。 [0079] 反应条件如表3所示，产品收率和性质如表4所示。 [0080] 从表4可以看出，加氢精制过程的多环芳烃饱和率为81.3％，单环芳烃选择性达89.2％。加氢裂化产物中，富含BTX馏分收率为75.5质量％，其中BTX收率47.9质量％，加氢柴油馏分收率为18.5质量％。装置总质量氢耗3.3％。 [0081] 表1 [0082]原料油 C C1 C2 柴油轻馏分 柴油重馏分 收率，％ 17 83 ‑3 密度(20℃)/(g·cm ) 0.9635 0.8974 0.9826 ‑1 硫含量，μg·g 12600 5100 14200 ‑1 氮含量，μg·g 757 136 834 单环芳烃含量，质量％ 28.9 62.7 15.6 多环芳烃含量，质量％ 54.7 15.3 63.5 总芳烃含量，质量％ 83.6 78.0 79.1 馏程(ASTM‑D86)，℃ IBP 188 188 230 10％ 226 201 257 50％ 273 213 293 90％ 340 222 355 FBP 380 231 386 [0083] 表2 [0084] 原料油 D D1 D2 柴油轻馏分 柴油重馏分 收率，％ 44 56 ‑3 密度(20℃)/(g·cm ) 0.9447 0.8974 0.9753 ‑1 硫含量，μg·g 3350 5100 14200 ‑1 氮含量，μg·g 342 101 834 单环芳烃含量，质量％ 22.7 60.2 4.1 多环芳烃含量，质量％ 58.2 18.1 82.3 总芳烃含量，质量％ 80.9 78.3 86.4 馏程(ASTM‑D86)，℃ IBP 196 190 250 10％ 228 210 287 50％ 253 223 310 90％ 312 236 345 FBP 365 252 373 [0085] 表3 [0086] [0087] 表4 [0088] [0089] |
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