CN106520199B - 一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及炼油领域，公开了一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：1)在含氢物流的存在下，将原料油依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区，在压力为≤12.0MPa的条件下接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物和任选的来自含有第二加氢精制催化剂的第二加氢精制反应区的液相产物进行分馏，得到煤油馏分，2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出至少部分所述中质航煤馏分至所述第二加氢精制反应区中进行循环。本发明的方法能够在操作费用更低、投资更省、更经济的基础上得到合格的航煤产品。

Description

一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法

技术领域

本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法。

背景技术

喷气燃料(如航煤)组成中最理想的组分是环烷烃和分支链烷烃，它们具有优良的燃烧性、热安定性和低温流动性。芳烃含量及烟点是喷气燃料的两个重要指标：芳烃的燃烧性能不好，此外，其含量高时对以聚合物弹性体为材料的密封件有负面影响，故要限制其含量，特别是双环以上的多环芳烃含量；烟点又称无烟火焰高度，是在特制的灯中测定燃料火焰不冒烟时的最大高度，用毫米为单位表示，烟点越高，燃料生成积炭的倾向性越小。芳烃含量和烟点这两个指标密切相关，且芳烃含量越高，烟点越低。

炼油工业生产喷气燃料主要有下述三种方法：(1)以富含芳烃的直馏煤油馏分或二次加工所得的煤油馏分为原料的深度加氢处理法，该法可显著降低硫、氮和芳烃含量，但是耗氢量大，生产成本高；(2)选择适当原油的直馏煤油馏分为原料，在密度、燃烧性能等指标基本符合要求的情况下，采用非加氢加工工艺或加氢工艺进行加工，以脱除硫醇、降低酸值并改善颜色和安定性，获得合格的喷气燃料，此法生产成本低，是目前应用最多的方法，但是该方法受原料的限制，只有特殊的原油所得到的直馏煤油才能适用；(3)以减压瓦斯油(VGO)或其相应馏分为原料的高压加氢裂化法，采用此法可不受原料限制地大量生产优质的喷气燃料。

一般认为，加氢裂化反应压力在12.0MPa以上为高压加氢裂化范畴，12.0MPa以下属中压加氢裂化范畴。中压加氢裂化是在中等反应压力下运转，在确保产品分布不变的前提下，减少投资成本及操作费用，中压加氢裂化装置投资一般比高压加氢裂化低30-50％。但是，由于受热力学平衡的限制，中压下芳烃饱和深度较低，产品质量，特别是中间馏分产品质量影响大，具体表现在中压下得到的煤油馏分芳烃含量高、烟点低，如将该煤油馏分作为喷气燃料，则需进一步加氢处理，或者与其它产品进行调和。

CN1453338A公开了一种生产喷气燃料的方法，该方法包括：重质原料经加氢裂化后，分离加氢裂化反应生产物得到中间馏分油，该中间馏分油与轻质原料经加氢处理，分离加氢处理反应的反应生成物得到目的产物：喷气燃料，新鲜氢气可补充到加氢裂化反应区和/或加氢处理反应区。该发明可在相对低的反应压力下，生产烟点、芳烃含量等指标均合格的喷气燃料，但该工艺方法不能直接在加氢裂化装置上得到合格的喷气燃料，仍需要与直馏煤油混合加氢精制。

CN1272524A公开了一种中压加氢裂化方法，该方法公开了一种能够生产合格航煤产品的中压加氢裂化方法。该方法是在现有的中压加氢裂化工艺的基础上，利用新氢资源对中压加氢裂化所得的航煤馏分进行选择性的深度加氢饱和反应，从而使航煤馏分的质量达到指标要求。该方法需要增加一个新的加氢饱和反应器，对航煤馏分再进行单独加氢处理。

US4172815公开了同时生产喷气燃料和柴油的单段循环加氢裂化方法，原料的初馏点大于500℉(约260℃)。其工艺流程简单描述如下：原料油经过加氢裂化，在压力大于1000psig(约6.9Mpa)的反应条件下反应，反应流出物经过分馏，得到石脑油馏分、喷气燃料馏分、柴油馏分和尾油，喷气燃料馏分全部或部分与尾油混合，送回裂化反应区。该方法在较为缓和的加氢裂化条件下，可达到同时最大量生产喷气燃料和柴油的目的，航煤的质量也得到改善。该方法涉及了循环航煤馏分从而改善航煤质量的构思，但循环航煤馏分一方面会增加能耗，另一方面也会提高反应的总空速，对加氢裂化反应有负面影响。因此，如何解决中压加氢裂化与生产喷气燃料之间的矛盾是一个关键问题。

总结目前的中压加氢裂化技术提高航煤的烟点主要包括以下两点：(1)循环航煤全馏分到加氢裂化精制段，对航煤馏分进一步饱和精制和裂化，从而提高航煤烟点；(2)设立第二加氢精制反应区，对航煤全馏分进行饱和精制，从而提高航煤烟点。

上述方案可以有效提高航煤质量，但也存在不足之处：对航煤全馏分进行循环操作会增加额外的操作费用；此外，循环航煤将增加总空速，对反应***有负面影响，尤其是在反应末期，催化剂活性大幅度下降，提高空速会***影响相对较大。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术的缺陷，提供一种操作费用更低、投资更省、更经济的中压条件下生产航煤的加氢裂化方法。

本发明的发明人考虑到采用现有技术的方案提高航煤质量时，均需对航煤全馏分进行操作，航煤馏分馏程较宽，不同轻、重馏分中的烃组成不同，得到的航煤烟点也不同；若能将航煤全馏分细切，循环其中质量偏差的特定馏分，则可以在循环量相同的前提下，进一步提高航煤质量，或达到相同质量标准的基础上，降低循环量，降低投资和操作成本。基于上述考虑，本发明的发明人完成了本发明的技术方案。

为了实现上述目的，本发明提供一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：

1)在含氢物流的存在下，将原料油依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区，分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂在压力为≤12.0MPa的条件下接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物和任选的来自含有第二加氢精制催化剂的第二加氢精制反应区的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出至少部分所述中质航煤馏分至所述第二加氢精制反应区中进行循环，以及将轻质航煤馏分、重质航煤馏分和任选的剩余部分的中质航煤馏分作为航煤产品出装置。

采用本发明提供的上述方法可以有效提高中压加氢裂化装置的煤油质量，使之达到GB 6537-2006标准。

而且，本发明的方法还具有如下具体的优点：

1、采用本发明提供的方法，可以在中压条件下得到合格的航煤馏分；

2、与循环全馏分煤油到第二反应器从而提高航煤烟点的方式相比，在循环量相同的条件下采用本发明得到的航煤烟点更高；或在达到相同航煤烟点的条件下，所需循环量更小。

本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

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。图中省略了许多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。在附图中：

图1是根据本发明的方法的工艺流程示意图。

附图标记说明

1、原料油 2、第一加氢精制反应器

3、加氢裂化反应器 4、高压分离器

5、低压分离器 6、循环氢压缩机

7、新氢压缩机 8、第一分馏塔

9、石脑油馏分 10、煤油馏分

11、柴油馏分 12、尾油馏分

13、煤油分馏塔 14、轻质航煤馏分

15、中质航煤馏分 16、重质航煤馏分

17、第二加氢精制反应器 18、新氢

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供了一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：

1)在含氢物流的存在下，将原料油依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区，分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂在压力为≤12.0MPa的条件下接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物和任选的来自含有第二加氢精制催化剂的第二加氢精制反应区的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出至少部分所述中质航煤馏分至所述第二加氢精制反应区中进行循环，以及将轻质航煤馏分、重质航煤馏分和任选的剩余部分的中质航煤馏分作为航煤产品出装置。

本发明的方法可以有效提高中压加氢裂化装置的煤油质量，使之达到GB 6537-2006标准。也就是说，采用本发明的方法能够在中压条件下生产合格的航煤馏分。

在本发明中，所述含氢物流是指能够提供氢气的物流，包括新氢、循环氢、富氢气体和其它能够提供氢气的气相物流以及其它能够提供氢气的液相物流中的任意一种或多种。本领域技术人员在了解了本发明的技术方案之后能够清楚地理解本发明中所述的含氢物流。

在本发明中，优选所述石脑油馏分与所述煤油馏分的切割点为130-150℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为270-290℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为315-325℃。

根据本发明的一种具体实施方式，所述石脑油馏分与所述煤油馏分的切割点为130℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为290℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为320℃。

根据本发明的一种优选的具体实施方式，所述石脑油馏分与所述煤油馏分的切割点为145℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为270℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为320℃。

在本发明中，优选所述轻质航煤馏分和所述中质航煤馏分的切割点为180-200℃，所述中质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为230-250℃。更加优选所述轻质航煤馏分和所述中质航煤馏分的切割点为185-195℃，所述中质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为235-245℃.

根据本发明的一种优选的具体实施方式，所述轻质航煤馏分和所述中质航煤馏分的切割点为190℃，所述中质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为240℃。

在本发明中，所述第一加氢精制反应区可以为一个或多个加氢精制反应器，也就是说，所述原料油在加氢精制反应器中与其中含有的第一加氢精制催化剂进行接触反应。

在本发明中，所述加氢裂化反应区可以为一个或多个加氢裂化反应器，也就是说，来自第一加氢精制反应区的反应产物在加氢裂化反应器中与其中含有的加氢裂化催化剂进行接触反应。

本发明所述的方法还可以包括将原料油与加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂接触反应后得到的混合物料进行气液分离，得到气相产物和液相产物，所述气相产物经过后续加工后可以引入反应***中进行循环，所述液相产物进入分馏塔(为了区分，本发明在后文中也称该处的分馏塔为第一分馏塔)中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。其中，本发明所述的分离可以在分离器中进行，所述分离器可以包括高压分离器和/或低压分离器。

在本发明中，所述来自含有第二加氢精制催化剂的第二加氢精制反应区的液相产物可以通过采用如下方法获得：将第二加氢精制反应区的反应产物混合物先进行气液分离，在进行气液分离后得到气相产物和液相产物，然后将该液相产物与加氢裂化反应区得到的液相产物仪器进行分馏。本发明的方法优选所述第二加氢精制反应区的反应产物混合物和所述与加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂接触反应后得到的混合物料进行气液分离时共用分离***，所述分离***包括高压分离器和/或低压分离器。

在本发明中，对所述高压分离器、低压分离器、第一分馏塔和煤油分馏塔中的操作条件没有特别的限定，本领域技术人员在了解了本发明的技术方案后能够根据本领域内的常规技术手段选择合适的操作条件以进行分离和分馏。本发明在此不再详述。

在本发明中，优选抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.1-3：1。本发明的发明人发现，当抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.1-3：1时，获得的航煤的烟点高。

在本发明中，更加优选抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.2-2：1。本发明的发明人发现，当抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.2-2：1时，获得的航煤的烟点较现有技术的方法有更加明显的提高。

在本发明中，所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂的种类可以相同或不同。

在本发明所述的方法中，对所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂的种类没有特别的限定，本领域技术人员采用本领域内常规使用的各种加氢精制催化剂进行本发明的方法时均能够提高生产得到的航煤的烟点。但是，优选情况下，本发明的发明人发现采用以下加氢精制催化剂时，获得的航煤的烟点更高，所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂各自独立地包括载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体包括无定形氧化铝和/或硅铝；所述活性金属元素包括第VIB族非贵金属元素和第VIII族非贵金属元素中的至少一种。

在本发明中，优选所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂的装填体积比为1-30：1。本发明的发明人发现，当所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂的装填体积比为1-30：1时，获得的航煤产品的烟点较现有技术有明显提高。

在本发明中，所述第一加氢精制反应区和第二加氢精制反应区中均可以包括一个或多个催化剂床层，各个所述催化剂床层可以装填相同或者不同种类的催化剂。

在本发明中，对所述第一加氢精制反应区的反应条件没有特别的限定，本发明的方法适应本领域内常规的各种加氢精制反应条件，本领域技术人员在了解了本发明的方案之后能够选择合适的条件来进行本发明的方法。但是本发明的发明人发现，当控制所述第一加氢精制反应区的反应条件在如下范围内时，生产得到的航煤的烟点更高。所述第一加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，反应压力为5-12MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.1-5h^-1。

特别地，更加优选所述第二加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为250-400℃，反应压力为5-12MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.1-10h^-1。

在本发明所述的方法中，对所述加氢裂化催化剂的种类没有特别的限定，本领域技术人员采用本领域内常规使用的各种加氢裂化催化剂进行本发明的方法时均能够提高生产得到的航煤的烟点。但是，优选情况下，本发明的发明人发现采用以下加氢裂化催化剂时，获得的航煤的烟点更高，所述加氢裂化催化剂中含有选自氧化铝、无定形硅铝和沸石中的至少一种的载体以及负载在所述载体上的活性组分元素；所述活性组分元素包括贵金属元素和/或非贵金属元素；所述非贵金属元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素；优选

所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni；所述贵金属元素为Pt元素和/或Pd元素。

在本发明中，所述无定形硅铝包括氧化硅、氧化铝或它们的组合。

本发明所述的方法还可以包括在所述加氢裂化反应区的下游装填后精制催化剂，本发明的方法对所述后精制催化剂的种类没有特别的限定，优选所述后精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属，所述载体包括无定形氧化铝和/或硅铝；所述活性金属包括第VIB族非贵金属和第VIII族非贵金属中的至少一种。根据本发明所述的方法，所述载体可以包括无定形氧化铝和/或硅铝，常用的载体也可以为γ-Al₂O₃。所述活性金属可以包括第VIB族非贵金属和第VIII族非贵金属中的至少一种，常用的活性金属可以包括Mo、W、Co和Ni中的至少一种。

更加优选情况下，在本发明所述的方法中，所述第一加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和第二加氢精制催化剂的装填体积比为1-30：1-30：1。

本发明的方法对所述加氢裂化反应区的反应条件没有特别的限定，本发明的方法适应本领域内常规的各种加氢裂化反应条件，本领域技术人员在了解了本发明的方案之后能够选择合适的条件来进行本发明的方法。但是，当控制加氢裂化反应区的反应条件在如下范围内时，获得的航煤产品的质量更好。所述加氢裂化反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，氢分压为2.0-12.0MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.5-20h^-1。

在本发明中，所述加氢裂化反应区中可以包括一个或多个催化剂床层，各个所述催化剂床层可以装填相同或者不同种类的催化剂。

本发明提供的方法可不受原料的限制。在本发明中，优选所述原料油包括减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油和脱沥青油中的至少一种。

在本发明中，优选所述原料油的馏程为180-635℃；原料油中硫含量≤50000μg/g，氮含量≤5000μg/g。

在本发明中，更加优选所述原料油中硫含量≤40000μg/g、氮含量≤2000μg/g。

根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明的方法在如图1所示的工艺流程示意图中进行，具体地如下：

来自新氢压缩机7的新氢18和来自循环氢压缩机6的循环氢汇合后与原料油1一起进入第一加氢精制反应器2，在加氢精制催化剂的作用下进行反应，其反应产物不经分离，与来自循环氢压缩机6的循环氢混合后直接进入加氢裂化反应器3，在加氢裂化催化剂的作用下进行反应。加氢裂化的反应生成物和来自第二加氢精制反应器17的反应产物混合物一起进入高压分离器4进行气液分离，高压分离器4顶部的富氢气流进入循环氢压缩机6，经循环氢压缩机增压后分两路分别进入第一加氢精制反应器2和加氢裂化反应器3。高压分离器4底部的液相物流进入低压分离器5，在此进行进一步的气液分离；低压分离器5底部的液相产物进入第一分馏塔8。进入第一分馏塔8的液相产物经分馏后，切割成石脑油馏分9、煤油馏分10、柴油馏分11和尾油馏分12。然后煤油馏分10再进入煤油分馏塔13，分馏得到轻质航煤馏分14、中质航煤馏分15和重质航煤馏分16，其中抽出至少部分中质航煤馏分循环至第二加氢精制反应器17，而其余馏分混合后作为航煤产品出装置。

为了减少煤油馏分中的芳烃含量，增加环烷烃和分支链烷烃含量，本发明采用中质航煤馏分回炼至第二加氢精制反应区进一步加氢处理的方法，可以有效地降低煤油中的非理想组分，提高有效组分含量，提高航煤产品的烟点，生产合格的喷气燃料。

本发明的方法还具有以下优点：

1、采用本发明提供的方法，可以在中压条件下得到合格的航煤馏分；

2、与循环全馏分煤油到第二反应器从而提高航煤烟点的方式相比，在循环量相同的条件下采用本发明得到的航煤烟点更高；或在达到相同航煤烟点的条件下，所需循环量更小。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例中，在没有特别说明的情况下，所使用的各种原料均来自商购。

在以下实施例和对比例中，所使用的第一加氢精制催化剂和第二加氢精制催化剂的种类相同，均为商品牌号为RN-32V的加氢精制催化剂；后精制催化剂为RN-32V；所使用的加氢裂化催化剂的商品牌号为RHC-3以上催化剂均由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产。

以下实施例和对比例中，在没有相反说明的情况下，所述第一加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂和第二加氢精制催化剂的装填体积比为10：5：1。

所使用的原料油为VGO，其性质如表1所示。

表1

原料油
		密度(20℃)/(g/cm3)	0.9176
硫含量/重量％	2.8
		氮含量/μg/g	600
馏程(D-1160)/℃
		初馏点	273
10％	391
		30％	424
50％	448
		70％	464
90％	491
		95％	503

实施例1

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分(所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为145℃，所述煤油馏分和柴油馏分的切割点为270℃，所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为320℃，下同)。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分(所述轻质航煤馏分和所述中质航煤馏分的切割点为190℃，所述中质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为240℃，下同)，抽出部分中质航煤馏分循环回第二加氢精制反应区中，而轻质航煤馏分、重质航煤馏分和剩余部分的中质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分中质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.2：1，产品石脑油馏分、煤油馏分、产品柴油馏分和产品尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。

表2

表3

收率/重量％	实施例1	实施例2	实施例3	对比例1	对比例2	对比例3
							石脑油馏分	22.02	22.08	22.23	22.06	22.01	22.21
煤油馏分	33.53	33.01	32.76	33.00	33.06	32.83
							柴油馏分	10.52	10.50	10.48	10.50	10.50	10.50
尾油馏分	32.13	32.17	32.10	32.15	32.18	32.11

表4

实施例2

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分中质航煤馏分循环回第二加氢精制反应区中，而轻质航煤馏分、重质航煤馏分和剩余部分的中质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分中质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.4：1，产品石脑油馏分、煤油馏分、产品柴油馏分和产品尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。

实施例3

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分中质航煤馏分循环回第二加氢精制反应区中，而轻质航煤馏分、重质航煤馏分和剩余部分中质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分中质航煤馏分与航煤产品的重量比为1：1，产品石脑油馏分、煤油馏分、产品柴油馏分和产品尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。

对比例1

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件与实施例2中相同，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。抽出部分煤油馏分循环回第二加氢精制反应区中，其余煤油馏分作为航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的煤油馏分与航煤产品的重量比为0.4：1，且航煤产品的性质如表4中所示。

对比例2

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件与实施例2中相同，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分轻质航煤馏分循环至第二加氢精制反应区，而中质航煤馏分、重质航煤馏分和剩余部分轻质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出的轻质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.4：1.0，产品石脑油馏分、煤油馏分、产品柴油馏分和产品尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。

对比例3

将原料油和氢气依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物与来自第二加氢精制反应区中的反应产物混合物一起依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，第一加氢精制反应区、加氢裂化反应区和第二加氢精制反应区中的反应条件与实施例2中相同，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分重质航煤馏分循环回第二加氢精制反应区，而中质航煤馏分、轻质航煤馏分和剩余部分重质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出的重质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.4：1.0，产品石脑油馏分、煤油馏分、产品柴油馏分和产品尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。

通常在中压条件下，随反应压力降低后，航煤烟点降低幅度明显。然而，从上述表中的结果可以看出：采用本发明的方法，当反应压力由12.0MPa渐次下降至11.0MPa时，在相近的转化深度下(>320℃尾油收率相同)，可以通过渐次增加循环中质航煤量(循环中质航煤与产品航煤的比例由0.2：1增加至1：1)，从而保持航煤烟点稳定在大于等于26.0mm。

由实施例2与对比例1的数据可知，在相同的反应条件下，通过特定地循环中质航煤馏分较循环全馏分煤油有更好的效果，航煤烟点可增加1个单位。

由实施例2与对比例2的数据可知，在相同的反应条件下，通过特定地循环中质航煤馏分较循环轻质航煤馏分有更好的效果，航煤烟点可增加1.5个单位。

由实施例2与对比例3的数据可知，在相同的反应条件下，通过特定地循环中质航煤馏分较循环重质航煤馏分有更好的效果，航煤烟点可增加0.5个单位。

从上述实施例1-3和对比例1-3的结果还可以看出，通过本发明提供的方法，在反应压力为中压(11-12.0MPa)的条件下，航煤产品的烟点均能满足3喷气燃料的指标(3号喷气燃料烟点不小于25.0mm)。另外，与循环其它馏分相比，本发明的效果更明显；也即，在达到相同效果的基础上，本发明需要的循环量低，较低的循环量所需的第二精制段反应器的尺寸小(投资更省)、操作成本也更低。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (14)

1.一种中压条件下生产航煤的加氢裂化方法，其特征在于，该方法包括：

1)在含氢物流的存在下，将原料油依次引入第一加氢精制反应区和加氢裂化反应区，分别与第一加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂在压力为≤12.0MPa的条件下接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物和任选的来自含有第二加氢精制催化剂的第二加氢精制反应区的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；

2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分、中质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出至少部分所述中质航煤馏分至所述第二加氢精制反应区中进行循环，以及将轻质航煤馏分、重质航煤馏分和任选的剩余部分的中质航煤馏分作为航煤产品出装置。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质航煤馏分和所述中质航煤馏分的切割点为180-200℃，所述中质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为230-250℃。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.1-3：1。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，抽出至所述第二加氢精制反应区中进行循环的所述中质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.2-2：1。

5.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂各自独立地包括载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体包括无定形氧化铝和/或硅铝；所述活性金属元素包括第VIB族非贵金属元素和第VIII族非贵金属元素中的至少一种。

6.根据权利要求1或5所述的方法，其中，所述第一加氢精制催化剂和所述第二加氢精制催化剂的装填体积比为1-30：1。

7.根据权利要求1或5所述的方法，其中，所述第一加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，反应压力为5-12MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.1-5h^-1。

8.根据权利要求1或5所述的方法，其中，所述第二加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为250-400℃，反应压力为5-12MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.1-10h^-1。

9.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述加氢裂化催化剂中含有选自氧化铝、无定形硅铝和沸石中的至少一种的载体以及负载在所述载体上的活性组分元素；所述活性组分元素包括贵金属元素和/或非贵金属元素；所述非贵金属元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，在所述加氢裂化催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni；所述贵金属元素为Pt元素和/或Pd元素。

11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢裂化反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，氢分压为2.0-12.0MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.5-20h^-1。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油的馏程为180-635℃；原料油中硫含量≤50000μg/g，氮含量≤5000μg/g。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述原料油中硫含量≤40000μg/g、氮含量≤2000μg/g。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油包括减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油和脱沥青油中的至少一种。