一種最大化利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に嚨闹谱鞣椒?br> 【專利摘要】本發(fā)明的煤焦油加氫工藝，包括：（1）對煤焦油進(jìn)行蒸餾；（2）對蒸餾的重質(zhì)餾分油進(jìn)行加氫處理；（3）對加氫產(chǎn)物進(jìn)行氣液分離；（4）氣液分離后的液相物料送入第一分離器；氣相物料送入低溫分離器；（5）將第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與輕質(zhì)餾分油混合后送入第二分離器；（6）將第一分離器和第二分離器得到的輕油混合后過濾，對濾液進(jìn)行蒸餾得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油；（7）將重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦和循環(huán)油，將循環(huán)油送入漿態(tài)床反應(yīng)器；對輕質(zhì)油和中質(zhì)油進(jìn)行加氫精制得到汽油和航空煤油。本發(fā)明將煤焦油加氫和殘油萃取結(jié)合在一起，提高了重質(zhì)殘?jiān)杏行С杀镜睦寐屎兔航褂偷臍?、油回收率?br> 【專利說明】一種最大化利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に?br> 【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于煤焦油加氫和針狀焦加工領(lǐng)域，具體涉及一種能夠?qū)崿F(xiàn)煤焦油殘?jiān)畲蠡?，提高煤焦油價(jià)值的新型加氫工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]我國煤化工經(jīng)過幾十年的發(fā)展，在化學(xué)工業(yè)中占有很重要的位置。近年來，由于國際油價(jià)節(jié)節(jié)攀升加之清潔能源的利用，煤化工越來越顯示出優(yōu)勢。從煤炭焦化、煤氣化一合成氨一化肥傳統(tǒng)工藝發(fā)展到煤氣化、煤制天然氣、煤制甲醇、煤制烯烴、煤制油，近年來得到持續(xù)、快速發(fā)展。煤炭焦化、煤制氣、煤制蘭炭等工藝都產(chǎn)生大量的副產(chǎn)物即高溫煤焦油和中低溫煤焦油。這使得煤焦油的深加工得到廣泛的關(guān)注。
[0003]煤焦油加工技術(shù)按照其加工工藝來劃分，可分為單一固定床加氫技術(shù)以及漿態(tài)床-固定床組合式加氫技術(shù)兩種。其中，單一固定床加氫技術(shù)是把煤焦油通過蒸餾后，將小于350°C的餾分油進(jìn)行固定床加氫裂化精制，得到汽油、柴油。漿態(tài)床-固定床組合式加氫技術(shù)則是把煤焦油蒸餾后的大于350°C的餾分油進(jìn)行漿態(tài)床加氫裂化，得到的油再和煤焦油中小于350°C的餾分油固定床加氫裂化精制，得到汽油、柴油。漿態(tài)床-固定床組合式加氫技術(shù)相較于單一的固定床加氫技術(shù)，油收率能夠提高很多。
[0004]如中國專利文獻(xiàn)CN103540351A公開了一種處理煤焦油的漿態(tài)床-固定床組合工藝，該工藝對煤焦油進(jìn)行蒸餾，制備得到< 350°C餾分和> 350°C餾分，其中> 350°C的煤焦油餾分與氫氣、催化劑混合后送入漿態(tài)床加氫裝置進(jìn)行反應(yīng)，由漿態(tài)床反應(yīng)器出來的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到氣體、加氫石腦油、加氫柴油和加氫尾油，其中一部分加氫尾油作為循環(huán)尾油返回漿態(tài)床反應(yīng)器，還有一部分加氫尾油則通過過濾、蒸餾、旋轉(zhuǎn)分離中的一種或多種方法脫除固體顆粒后輸送至固定床渣油加氫裝置；蒸餾得到的< 350°C餾分與氫氣和上述脫除固體顆粒后的加氫尾油混合后，也進(jìn)入固定床洛油加氫裝置一起進(jìn)行加氫反應(yīng)。該工藝通過將衆(zhòng)態(tài)床加氫處理、固定床加氫處理工藝有機(jī)組合，同時(shí)將衆(zhòng)態(tài)床部分加氫尾油再送入固定床加氫裝置進(jìn)行深度加工，從而提高了輕質(zhì)餾分油的收率。再如中國專利文獻(xiàn)CN101885982A公開了一種處理煤焦油的漿態(tài)床-固定床組合工藝，該工藝對煤焦油進(jìn)行蒸餾，制備得到< 350°C餾分和> 350°C餾分，其中> 350°C的煤焦油餾分與氫氣、催化劑混合后送入漿態(tài)床加氫裝置進(jìn)行反應(yīng)，由漿態(tài)床反應(yīng)器出來的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到氣體、加氫石腦油、加氫柴油和加氫尾油，其中大部分加氫尾(80%)油作為循環(huán)尾油返回漿態(tài)床反應(yīng)器，還有小部分(20%)加氫尾油通過減壓蒸餾方法脫除固體顆粒后，再返回漿態(tài)床至加氫裝置。
[0005]在上述漿態(tài)床加氫裂化工序中，> 350°C的煤焦油餾分的加氫尾油經(jīng)過過濾、蒸餾或者旋轉(zhuǎn)分離處理后會產(chǎn)生一部分固體殘油，這部分殘油中碳的含量在95wt%左右，浙青烯類物質(zhì)的含量在6wt%左右，這些經(jīng)過加氫處理后的浙青烯類物質(zhì)，仍具有非常高的芳香度并且容易發(fā)生聚合和交聯(lián) ，很容易造成預(yù)熱器和反應(yīng)器的結(jié)焦和沉積，從而造成裝置的不平穩(wěn)運(yùn)行，同時(shí)其氮和硫及側(cè)鏈上小分子的含量顯著的降低，非常適于用作制備針狀焦和碳素纖維中間相的原料。其中，針狀焦為銀灰色、有金屬光澤的多孔固體，其結(jié)構(gòu)具有明顯流動(dòng)紋理，孔大而少且略呈橢圓形，顆粒有較大的長寬比，有如纖維狀或針狀的紋理走向，是生廣超聞功率電極(如石墨電極等)、特種炭素材料、炭纖維及其復(fù)合材料等聞端炭素制品的原料。用針狀焦制成的石墨電極具有耐熱沖擊性能強(qiáng)、機(jī)械強(qiáng)度高、氧化性能好、電極消耗低及允許的電流密度大等優(yōu)點(diǎn)，而另一方面，用焦油浙青作為針狀焦的原料都需進(jìn)過復(fù)雜的改質(zhì)工藝，以滿足針狀焦的原料要求，既通過各種方法將易反應(yīng)組分轉(zhuǎn)化為低質(zhì)焦從原料中除去。
[0006]因此，如果能夠?qū)@部分殘?jiān)M(jìn)行有效利用，那么必然能夠提高煤焦油原料的利用率，并進(jìn)而提高煤焦油加氫工藝的經(jīng)濟(jì)性能。但在現(xiàn)有的煤焦油加氫工藝中，該部分固體殘油并未得到適宜的處理，而是直接作為殘?jiān)チ?，而如何能夠通過經(jīng)濟(jì)、有效的手段實(shí)現(xiàn)對這部分殘油的充分利用，是現(xiàn)有技術(shù)尚未解決的問題。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0007]本發(fā)明所要解決的是現(xiàn)有技術(shù)中> 350°C煤焦油餾分加氫后產(chǎn)生的固體殘油沒有得到有效利用的問題，把分別是煤焦油重油加氫和生產(chǎn)針狀焦的延遲焦化兩套系統(tǒng)有機(jī)地結(jié)合起來，進(jìn)而提供一種能夠?qū)崿F(xiàn)固體殘油最大化利用的、聯(lián)產(chǎn)汽油、柴油、針狀焦產(chǎn)品的煤焦油加氫工藝。 [0008]本發(fā)明解決上述技術(shù)問題采用的技術(shù)方案為:
一種最大化利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に?，包括如下步驟:
(O對煤焦油原料進(jìn)行蒸餾處理，分為< 320°c的輕質(zhì)餾分油和> 320°C的重質(zhì)餾分油，或者分為< 350°C的輕質(zhì)餾分油和> 350°C的重質(zhì)餾分油；
(2)將步驟(1)蒸餾處理得到的所述重質(zhì)餾分油送入加氫反應(yīng)器，在加氫催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫反應(yīng)；
(3)利用高溫分離器對所述加氫反應(yīng)器的出口物料進(jìn)行氣液分離，其中高溫分離器的溫度為 300-400°C ；
(4)將步驟(3)氣液分離后得到的液相物料送入第一分離器進(jìn)行分離，分離得到重質(zhì)殘油和輕油；將步驟(3)氣液分離后得到的氣相物料送入低溫分離器進(jìn)行氣液分離；
(5)將所述第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述輕質(zhì)餾分油混合后送入第二分離器進(jìn)行分離；
(6)將所述第一分離器和所述第二分離器分離得到的輕油混合后進(jìn)行過濾，對得到的濾液進(jìn)行常壓蒸餾，得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油；
(7)將步驟(6)得到的所述重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦；延遲焦化系統(tǒng)制備針狀焦時(shí)生成的液相產(chǎn)物循環(huán)至步驟(2)中，與所述重質(zhì)餾分油和加氫催化劑混配成油漿，再次進(jìn)行加氫反應(yīng)；將輕質(zhì)油和中質(zhì)油送入固定床反應(yīng)器，在加氫精制催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫精制，加氫精制后的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到汽油和航空煤油。
[0009]所述低溫分離器的溫度為室溫。
[0010]步驟(2)中的加氫反應(yīng)器為漿態(tài)床加氫反應(yīng)器。
[0011]所述加氫催化劑為Fe系催化劑、Mo系催化劑、Ni系催化劑中的一種或者多種，所述加氫催化劑的添加量以活性金屬計(jì)為所述重質(zhì)餾分油的l_3wt%。
[0012]步驟(2)中進(jìn)行加氫反應(yīng)的溫度為420_460°C，壓力為15_25Mpa、氣液比為500-1500NL/kg。
[0013]所述Fe系催化劑為Y-Fe00H。
[0014]所述加氫催化劑還添加有硫磺或有機(jī)硫化物，所述硫磺或有機(jī)硫化物中的S與所述加氫催化劑中活性金屬Fe的摩爾比為1-3。
[0015]將步驟(6)中過濾得到的濾餅循環(huán)至步驟(2)中，與所述延遲焦化系統(tǒng)的液相產(chǎn)物、重質(zhì)餾分油和加氫催化劑混配成油漿，再次進(jìn)行加氫反應(yīng)。
[0016]步驟(7)中的加氫精制催化劑為N1-Mo系或N1-Co系或N1-W系加氫精制催化劑，進(jìn)行加氫精制的溫度為340-360°C，壓力為14-16MPa，氣液比為1600_1800NL/kg。
[0017]所述第一分離器為離心分離器或者旋流分離器；所述第二分離器為旋流分離器。
[0018]本發(fā)明所述的煤焦油加氫工藝，步驟(1)對煤焦油原料進(jìn)行蒸餾處理；步驟(2)對步驟(1)蒸餾處理得到的重質(zhì)餾分油進(jìn)行漿態(tài)床加氫處理。作為優(yōu)選的實(shí)施方式，本發(fā)明步驟(2)將步驟(1)蒸餾處理得到的所述重質(zhì)餾分油與加氫催化劑混配成油漿，將所述油漿與氫氣混合后送入加氫反應(yīng)器中，在420-460°C、15-25Mpa、氣液比為500_1500NL/kg的條件下進(jìn)行加氫反應(yīng)；其中所述加氫反應(yīng)器為衆(zhòng)態(tài)床加氫反應(yīng)器，所述加氫催化劑為Fe系催化劑、Mo系催化劑、Ni系催化劑中的一種或者多種，所述加氫催化劑的添加量以活性金屬計(jì)為所述重質(zhì)懼分油的l_3wt%。
[0019]步驟(3)利用高溫分離器對所述加氫反應(yīng)器的出口物料進(jìn)行氣液分離，其中高溫分離器的溫度為300-400°C;步驟(4)將步驟(3)氣液分離后得到的液相物料送入第一分離器進(jìn)行分離，分離得到重質(zhì)殘油和輕油；將氣液分離后得到的氣相物料經(jīng)冷卻后，送入低溫分離器進(jìn)行氣液分離，所述低溫分離器的溫度為室溫；通過本發(fā)明的步驟(3)和步驟(4)實(shí)現(xiàn)了加氫產(chǎn)物中輕油與固體殘油的有效分離。
[0020]步驟(5)將所述第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述輕質(zhì)餾分油混合后再送入第二分離器進(jìn)行分離；本發(fā)明步驟(5)利用低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述輕質(zhì)餾分油作為溶劑對所述重質(zhì)殘油進(jìn)行萃取，不許要外來的溶劑。由于重質(zhì)殘油由加氫產(chǎn)物經(jīng)高溫分離器分離后得到，還含有大量的熱量，來自步驟(1)蒸餾得到的所述輕質(zhì)餾分油也含有大量的熱量，二者都是熱態(tài)下的加入，從而有利于對殘油進(jìn)行稀釋和萃取。本發(fā)明優(yōu)選所述第二分離器為旋流分離器，通過使用所述旋流分離器，能夠有效實(shí)現(xiàn)輕油與殘?jiān)姆蛛x，同時(shí)，在旋流過程中，輕質(zhì)餾分油中的大量重金屬微粒子及焦質(zhì)會被殘?jiān)?，從而提高輕油產(chǎn)物的品質(zhì)。
[0021]步驟(6)將所述第一分離器和所述第二分離器分離得到的輕油混合后進(jìn)行過濾，通過過濾，步驟(5)中的殘?jiān)约皻堅(jiān)降慕饘傥⒘Ｗ雍徒官|(zhì)被除去。過濾得到的濾液送入常壓塔進(jìn)行常壓蒸餾，所述常壓塔的塔底溫度為340-360°C，塔頂溫度為100-150°C，從常壓塔的塔頂、塔側(cè)線和塔底分別得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油；作為優(yōu)選的實(shí)施方式，本發(fā)明限定所述第一分離器為離心分離器或者旋流分離器，所述第二分離器為旋流分離器，而在以往的工藝中，固液分離通常都采取了常壓蒸餾和減壓蒸餾，使加工成本變得較高，本發(fā)明采用離心或者旋流分離的方式，在提高油收率的同時(shí)，有效降低了設(shè)備和運(yùn)行的成本。
[0022]步驟(7)將來自步驟(6)中常壓塔的重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦，在延遲焦化系統(tǒng)中，常壓塔底重質(zhì)油經(jīng)過460°C的6h的焦化，生產(chǎn)出低灰、低硫的高品位的針狀焦生焦和液相副產(chǎn)物；將輕質(zhì)油和中質(zhì)油送入固定床反應(yīng)器進(jìn)行加氫精制，加氫精制后的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到汽油和航空煤油，其中進(jìn)行加氫精制的溫度為300-400°C，壓力為5-19MPa，氣液比為300-1000NL/kg。并進(jìn)一步優(yōu)選溫度為340_360°C，壓力為14_16MPa，氣液比為1600-1800NL/kg。同樣作為優(yōu)選的實(shí)施方式，本發(fā)明限定將延遲焦化系統(tǒng)制備針狀焦時(shí)產(chǎn)生的液相副產(chǎn)物循環(huán)至步驟(2)中，與所述重質(zhì)餾分油和催化劑混配成油漿，再次進(jìn)行加氫反應(yīng)。既充分利用了熱態(tài)重質(zhì)餾分油的熱量，又利用延遲焦化所產(chǎn)生的液相副產(chǎn)物作為漿態(tài)床的加氫原料；由于延遲焦化原料油是常壓蒸餾的> 350°C的釜底油，保留了一定數(shù)量的脫除焦質(zhì)的350- 450°C重油，可以有效防止在預(yù)熱器里的聚合和結(jié)焦現(xiàn)象，也減少了 350- 450°C重油循環(huán)量。
[0023]本發(fā)明所述的利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に?，利用煤焦油重油加氫后的液相與原料焦油的輕質(zhì)餾分油作為溶劑對所述重質(zhì)殘油進(jìn)行萃取，用延遲焦化所產(chǎn)生的脫除焦質(zhì)的液相副產(chǎn)物作為加氫原料，從而將煤焦油加氫工藝和針狀焦的生產(chǎn)有機(jī)的結(jié)合地結(jié)合在一起，其特點(diǎn)是煤焦油重油加氫不僅能產(chǎn)生汽油、柴油，還是針狀焦的原料前處理工段，而延遲焦化工段不僅能生產(chǎn)高質(zhì)量的針狀焦，還相當(dāng)于減壓蒸餾工段，生產(chǎn)出比減壓蒸餾還好的脫除焦質(zhì)的液相副產(chǎn)物再作為漿態(tài)床加氫的原料。
[0024]因此，總的來說，本發(fā)明所述的利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に嚕皇浅浞掷昧藷釕B(tài)油的熱量，省去了萃取釜的加熱設(shè)備；二是萃取溶劑是工藝中的自身產(chǎn)生的餾分油，不需外來溶劑，在浙青尚有一定量的溶劑時(shí)，再加入原來的溶劑，容易溶解和萃??；三是可以把原料焦油的餾分油中的重金屬微粒子及焦質(zhì)的吸附，隨著過濾而脫除，四是利用延遲焦化所產(chǎn)生的脫除焦質(zhì)的液相副產(chǎn)物作為漿態(tài)床的加氫原料。本發(fā)明所述工藝的總收率高達(dá)95%以上，而且也提高了產(chǎn)品油的油品質(zhì)量，進(jìn)而大大提高了煤焦油廠的經(jīng)濟(jì)效益。并且，現(xiàn)有技術(shù)中用焦油浙青作為針狀焦的原料都需進(jìn)過復(fù)雜的改質(zhì)工藝，通過各種方法將易反應(yīng)組分轉(zhuǎn)化為低質(zhì)焦從原料中除去，以滿足針狀焦的原料要求。因此，現(xiàn)在的針狀焦的生產(chǎn)規(guī)模不但很小，而且生產(chǎn)成本高。而本發(fā)明把煤焦油重油加氫與針狀焦的生產(chǎn)有機(jī)的結(jié)合的工藝，不僅降低了煤焦油重油加氫和針狀焦生產(chǎn)的成本，而且，還能擴(kuò)大針狀焦的生產(chǎn)規(guī)模，從而滿足了行業(yè)長遠(yuǎn)發(fā)展的內(nèi)在需求。
【具體實(shí)施方式】
[0025]實(shí)施例1
本實(shí)施例所述的煤焦油加氫工藝，包括如下步驟:
(1)將煤焦油原料送入蒸餾塔，在常壓下進(jìn)行蒸餾處理，分為<350°C的輕質(zhì)餾分油和> 350°C的重質(zhì)餾分油；
(2)將步驟(1)蒸餾處理得到的所述重質(zhì)餾分油與Y-FeOOH和硫磺催化劑混配成油漿，其中所述Y-FeOOH的添加量以Fe計(jì)為所述重質(zhì)餾分油的I wt%，所述硫磺中的S與Y-FeOOH中Fe的摩爾比為1:3 ;將所述油漿與氫氣混合后送入漿態(tài)床加氫反應(yīng)器，在420°C、15MPa，氣液比為500NL/kg的條件下進(jìn)行加氫反應(yīng)；
(3)利用高溫分離器對所述加氫反應(yīng)器的出口物料進(jìn)行氣液分離，所述高溫分離器的溫度為300°C ；
(4)將步驟(3)氣液分離后得到的液相物料送入第一分離器進(jìn)行分離，分離得到重質(zhì)殘油和輕油，所述第一分離器為離心分離器；將步驟(3)氣液分離后得到的氣相物料送入低溫分離器進(jìn)行氣液分離，所述低溫分離器的溫度為室溫；
(5)將所述第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述< 320°C的輕質(zhì)餾分油混合后送入第二分離器進(jìn)行分離，所述第二分離器為旋流分離器；
(6)將所述第一分離器和所述第二分離器分離得到的輕油混合后進(jìn)行熱過濾，將得到的濾液送入常壓塔進(jìn)行常壓蒸餾，所述常壓塔的塔底溫度為340°C，塔頂溫度為100°C，從常壓塔的塔頂、塔側(cè)線和塔底分別得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油；
(7)將來自步驟(6)中常壓塔的重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦，所述延遲焦化系統(tǒng)包括加熱爐和焦化塔，所述重質(zhì)油先送入加熱爐，在加熱爐中加熱至460°C再送入焦化塔進(jìn)行延遲焦化制備針狀焦，本實(shí)施例中加熱至460°C的重質(zhì)油在焦化塔中的焦化時(shí)間為6h。焦化塔在焦化過程中生成液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，將其中的液相產(chǎn)物返回漿態(tài)床反應(yīng)器，與> 350°C的重質(zhì)餾分油、Y-FeOOH和硫磺催化劑混配成油漿，進(jìn)行加氫反應(yīng)；將輕質(zhì)油和中質(zhì)油送入固定床反應(yīng)器，在N1-Mo系加氫精制催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫精制，加氫精制后的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到汽油和航空煤油，其中進(jìn)行加氫精制的溫度為340°C，壓力為14MPa，氣液比為 1600/kg。
[0026] 實(shí)施例2
本實(shí)施例所述的煤焦油加氫工藝，包括如下步驟:
(1)將煤焦油原料送入蒸餾塔進(jìn)行蒸餾處理，分為<320°C的輕質(zhì)餾分油和> 320°C的重質(zhì)餾分油；
(2)將步驟(1)蒸餾處理得到的所述重質(zhì)餾分油與Y-FeOOH和硫磺催化劑混配成油漿，其中所述Y -FeOOH的添加量以Fe計(jì)為所述重質(zhì)餾分油的3 wt%，所述硫磺中的S與Y-FeOOH中Fe的摩爾比為1:3 ;將所述油漿與氫氣混合后送入漿態(tài)床加氫反應(yīng)器，在460°C、19MPa，氣液比為1500NL/kg的條件下進(jìn) 行加氫反應(yīng)；
(3)利用高溫分離器對所述加氫反應(yīng)器的出口物料進(jìn)行氣液分離，所述高溫分離器的溫度為400°C ；
(4)將步驟(3)氣液分離后得到的液相物料送入第一分離器進(jìn)行分離，所述第一分離器為旋流分離器；將步驟(3)氣液分離后得到的氣相物料送入低溫分離器進(jìn)行氣液分離，所述低溫分離器的溫度為室溫；
(5)將所述第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述< 350°C的輕質(zhì)餾分油混合后送入第二旋流分離器進(jìn)行分離；
(6)將所述第一旋流分離器和所述第二旋流分離器分離得到的輕油混合后進(jìn)行熱過濾，將得到的濾液送入常壓塔進(jìn)行常壓蒸餾，將得到的濾餅再循環(huán)至步驟(2)，其中所述常壓塔的塔底溫度為360°C，塔頂溫度為150°C，從常壓塔的塔頂、塔側(cè)線和塔底分別得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油；
(7)將來自步驟(6)中常壓塔的重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦，所述延遲焦化系統(tǒng)包括加熱爐和焦化塔，所述重質(zhì)油先送入加熱爐，在加熱爐中加熱至460°C再送入焦化塔，經(jīng)過6h的焦化制備得到針狀焦。焦化塔在焦化過程中生成液相產(chǎn)物和氣相產(chǎn)物，將其中的液相產(chǎn)物返回漿態(tài)床反應(yīng)器，與> 350°C的重質(zhì)餾分油、Y -FeOOH和硫磺催化劑混配成油漿，進(jìn)行加氫反應(yīng)；將輕質(zhì)油和中質(zhì)油送入固定床反應(yīng)器，在N1-W系加氫精制催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫精制，加氫精制后的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到汽油和航空煤油，其中進(jìn)行加氫精制的溫度為360°C，壓力為16MPa，氣液比為1800NL/kg。
[0027]需要說明的是，上述實(shí)施例所述的煤焦油加氫工藝中，步驟(2)中使用到的加氫催化劑，除了上述使用的Y -FeOOH外，還可以是現(xiàn)有技術(shù)中Fe系加氫催化劑，Mo系加氫催化齊Ll、Ni系加氫催化劑中的一種或者多種。其中Fe系加氫催化劑可以為Fe0、Fe304、黃鐵礦、赤鐵礦、磷鐵礦、褐鐵礦等。Mo系加氫催化劑可以為硫化鑰、鑰酸銨等，Ni系加氫催化劑可以為硫化鎮(zhèn)等。
[0028]實(shí)驗(yàn)例
為了證明本發(fā)明所述的煤焦油加氫工藝的技術(shù)效果，本實(shí)驗(yàn)例對上述實(shí)施例1和實(shí)施例2所述的加氫工藝中的產(chǎn)率進(jìn)行了測定。其中:
輕質(zhì)餾分油產(chǎn)率％=步驟(1)蒸餾塔得到的≤350°C或≤320°C的輕質(zhì)餾分油/煤焦油原料X 100% ；
氣產(chǎn)率％=整個(gè)加氫工藝過程中生成的氣體餾分/煤焦油原料X100% ；
水產(chǎn)率％=整個(gè)加氫工藝過程中生成的水分/煤焦油原料X100% ；
氫耗％=整個(gè)加氫工藝過程中耗費(fèi)的氫氣/煤焦油原料X100% ；
針狀焦收率％=延遲焦化系統(tǒng)制得的針狀焦/煤焦油原料X 100% ；
上述產(chǎn)率均為質(zhì)量百分比、煤焦油原料是以無水無灰基(原料焦油-水分-灰分)作為分析基礎(chǔ)的。
[0029]測定結(jié)果如下表所示:
【權(quán)利要求】
1.一種最大化利用煤焦油殘?jiān)拿航褂图託涔に?，包括如下步驟: (O對煤焦油原料進(jìn)行蒸餾處理，分為< 320°c的輕質(zhì)餾分油和> 320°C的重質(zhì)餾分油，或者分為< 350°C的輕質(zhì)餾分油和> 350°C的重質(zhì)餾分油； (2)將步驟(1)蒸餾處理得到的所述重質(zhì)餾分油送入加氫反應(yīng)器，在加氫催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫反應(yīng)； (3)利用高溫分離器對所述加氫反應(yīng)器的出口物料進(jìn)行氣液分離，其中高溫分離器的溫度為 300-400°C ； (4)將步驟(3)氣液分離后得到的液相物料送入第一分離器進(jìn)行分離，分離得到重質(zhì)殘油和輕油；將步驟(3)氣液分離后得到的氣相物料送入低溫分離器進(jìn)行氣液分離； (5)將所述第一分離器分離得到的重質(zhì)殘油、低溫分離器分離出的液相與來自步驟(1)的所述輕質(zhì)餾分油混合后送入第二分離器進(jìn)行分離； (6)將所述第一分離器和所述第二分離器分離得到的輕油混合后進(jìn)行過濾，對得到的濾液進(jìn)行常壓蒸餾，得到輕質(zhì)油、中質(zhì)油和重質(zhì)油； (7)將步驟(6)得到的所述重質(zhì)油送入延遲焦化系統(tǒng)生產(chǎn)針狀焦；延遲焦化系統(tǒng)制備針狀焦時(shí)生成的液相產(chǎn)物循環(huán)至步驟(2)中，與所述重質(zhì)餾分油和加氫催化劑混配成油漿，再次進(jìn)行加氫反應(yīng)；將輕質(zhì)油和中質(zhì)油送入固定床反應(yīng)器，在加氫精制催化劑存在的條件下進(jìn)行加氫精制，加氫精制后的產(chǎn)物經(jīng)分餾得到汽油和航空煤油。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，所述低溫分離器的溫度為室 溫。
3.根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，步驟(2)中的加氫反應(yīng)器為衆(zhòng)態(tài)床加氫反應(yīng)器。
4.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，所述加氫催化劑為Fe系催化劑、Mo系催化劑、Ni系催化劑中的一種或者多種，所述加氫催化劑的添加量以活性金屬計(jì)為所述重質(zhì)懼分油的l_3wt%。
5.根據(jù)權(quán)利要求1-4任一所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，步驟(2)中進(jìn)行加氫反應(yīng)的溫度為420-460°C，壓力為15-25Mpa、氣液比為500_1500NL/kg。
6.根據(jù)權(quán)利要求4所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，所述Fe系催化劑為Y -FeOOH0
7.根據(jù)權(quán)利要求6所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，所述加氫催化劑還添加有硫磺或有機(jī)硫化物，所述硫磺或有機(jī)硫化物中的S與所述加氫催化劑中活性金屬Fe的摩爾比為 1-3。
8.根據(jù)權(quán)利要求1-7任一所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，將步驟(6)中過濾得到的濾餅循環(huán)至步驟(2)中，與所述延遲焦化系統(tǒng)的液相產(chǎn)物、重質(zhì)餾分油和加氫催化劑混配成油漿，再次進(jìn)行加氫反應(yīng)。
9.根據(jù)權(quán)利要求1-8任一所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，步驟(7)中的加氫精制催化劑為N1-Mo系或N1-Co系或N1-W系加氫精制催化劑，進(jìn)行加氫精制的溫度為340-360°C，壓力為 14-16MPa，氣液比為 1600_1800NL/kg。
10.根據(jù)權(quán)利要求1-9任一所述的煤焦油加氫工藝，其特征在于，所述第一分離器為離心分離器或者旋流分離器；所述第二分離器為旋流分離器。
【文檔編號】C10G69/00GK103881750SQ201410096734
【公開日】2014年6月25日 申請日期:2014年3月17日 優(yōu)先權(quán)日:2014年3月17日
【發(fā)明者】任相坤, 井口憲二, 劉歡, 崔永君, 丁同利, 高忠超 申請人:北京寶塔三聚能源科技有限公司