本發明屬于煤化工業技術領域，尤其涉及一種蒽油加氫裂化方法。

背景技術：

蒽油是煤焦油組分的重要一部分，近年來，煤焦油加氫在煤化工行業備受關注，以煤焦油各個餾分為原料加氫制備清潔燃料油已有報道。

蒽油是高溫煤焦油蒸餾所得的餾分之一，其初餾點在220～260℃，終餾點在500～550℃，餾程較重，屬重餾分范圍。蒽油主要是由蒽、菲、咔唑、苊等化合物組成的混合物，大多為三環和四環以上的芳烴，密度(20℃)大于1.0g/m³，而且雜質含量高，尤其是氮含量在1wt％左右，甚至更高，氧含量較高，一般為0.9～1.3wt％，蒽油是一種不同于石油餾分的特殊原料。

目前蒽油的用途是用作碳黑原料或用于木材防腐油，或分離得到蒽、苊、菲、咔唑等產品，但上述方法的附加值都較低。現有技術中，中國專利文獻CN101033409A采用兩段加氫工藝，蒽油加氫精制后，將精制產物分餾，得到大于200℃餾分作為加氫裂化原料。但上述兩種方法是以蒽油為原料，在加氫精制過程中會放出大量的熱，存在裝置溫升大，操作不平穩的問題，而且容易引起催化劑結焦，影響催化劑的使用壽命。而且，所得精制生成油中氮含量＜400μg/g，這就要求選擇耐氮能力強的加氫裂化催化劑，不但對加氫裂化催化劑的要求高，而且還限制了蒽油加氫裂化工藝的應用。

技術實現要素：

為克服現有技術的不足，本發明提供了一種蒽油加氫裂化方法，該方法精制段溫升小、操作平穩，該方法不但能使蒽油加氫生產輕質汽、柴油產品，而且使裝置運轉安全平穩，延長裝置運轉周期。

一種蒽油加氫裂化方法，采用以下步驟：

（1）原料蒽油分別從A、B兩管道進入加氫精制系統,與加氫精制催化劑接觸進行加氫精制反應；其中A管道中蒽油與氫氣混合后從精制反應器頂部進入反應器，B管道中蒽油與氫氣混合后從精制反應器中部進入加氫精制系統；

(2)步驟(1)加氫精制所得的生成油經熱高壓分離器進行氣液分離；

(3)步驟(2)熱高壓分離器分出的液相產物進入熱低壓分離器進行進一步氣液分離，熱低壓分離器分出的熱低分油部分循環到加氫精制反應器；

(4)步驟(3)剩余部分熱低分油進入加氫裂化反應器，在氫氣存在下，依次經加氫精制催化劑和加氫裂化催化劑反應后，得到加氫裂化產物；

（5）步驟(4)所得的加氫裂化產物與從熱高壓分離器分離出的氣體進入冷高壓分離器；

(6)步驟(5)冷高壓分離器進行氣液分離，分出的液體與熱低壓分離器分離出的氣體進入冷低壓分離器進行進一步氣液分離，冷低壓分離器分出的冷低分油部分循環到加氫精制反應器；

（7）將步驟(6)剩余部分的冷低分油，進行分餾，得各種產品和尾油。

步驟（1）所述的A管道中氫氣與蒽油的體積比為1900-2100:1，蒽油的流量為8-9m³/h；所述B管道中氫氣與蒽油的體積比為1800-1850:1，蒽油的流量為4-5m³/h。

步驟（3）所述的熱低分油和步驟（6）所述的冷低分油循環回加氫精制反應器的總質量與原料蒽油的質量比為2-3:1；其中步驟（3）循環到加氫反應器中的熱低分油和步驟（6）循環到加氫精制反應器中的冷低分油的質量比為1:1.5-2.5。

步驟（1）所述精制反應器中操作條件為：反應溫度為260-280℃，壓力為18.3-19MPa、液時體積空速為0.3～0.6h^-1；步驟（4）所述的加氫裂化操作條件,加氫裂化反應系統總壓力為13-14MPa、反應溫度為295-300℃、反應空速為0.9-1.0h^-1、氫油體積比為1900-2100∶1。

所述的加氫裂化反應區中，加氫精制催化劑和加氫裂化催化劑的裝填體積分別占加氫裂化反應區催化劑總裝填體積的30％～60％和40％～70％。

所述的加氫裂化催化劑反應區中，在加氫裂化催化劑下游裝填后處理加氫精制催化劑，其裝填體積占加氫裂化反應區催化劑總裝填體積的2-5％。

步驟（1）所述的蒽油是高溫煤焦油經蒸餾得到的產物，其性質如下：20℃密度大于1.0g/m³，芳烴與膠質總量為90wt％以上，氮含量大于1.0wt％，氧含量為大于0.9wt％。

步驟（1）或步驟（3）所述的加氫精制催化劑組分為：氧化鉬18-20wt％、氧化鎳7-9wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.40-0.60ml/g，比表面積為138-145m²/g。

所述的后處理加氫精制催化劑組分為：氧化鎢8-10wt％、氧化鉬10-15wt％、氧化鎳7-9wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.45-0.65ml/g，比表面積為130-135m²/g。

步驟（4）所述的加氫裂化催化劑為3936催化劑。

有益效果

1、本發明分別從加氫精制反應器的上部A管道和中部B管道加入蒽油和氫氣,通過控制兩管道中蒽油和氫氣比例以及蒽油的流量，避免了溫度升高過快導致反應劇烈，相比較直接從一管道加入蒽油和氫氣，裝置溫升明顯降低，這樣避免了由于溫升高，而必須設置多臺反應器或較多催化劑床層。

2、本發明采用部分熱低分油和冷低分油循環回加氫精制反應器，與分別從A、B管道進入的蒽油一起作為加氫精制反應區的進料，這樣，一方面有效降低了加氫精制反應器進料中的芳烴含量，使裝置溫升明顯降低；另一方面，加氫反應過程中消耗的氫氣，由加氫裂化段補入，可提高加氫裂化段氫氣循環系統中氫純度，提高了加氫裂化單元的氫分壓；同時結合精確的加氫精制和加氫裂化反應的條件，提高了反應深度和加氫效果。

3、本發明采用熱低分油和冷低分油循環回加氫精制單元，可有效降低蒽油原料中膠質和殘炭的濃度，對加氫精制和加氫裂化催化劑活性的長久發揮有利，可實現裝置的長周期安全生產。

附圖說明

圖1為本發明蒽油加氫裂化方法的示意流程圖。

結合圖1對本發明方法作進一步說明。原料蒽油分別從A、B兩管道進入加氫精制系統1,與加氫精制催化劑接觸進行加氫精制反應；其中A管道中蒽油與氫氣混合后從精制反應器頂部進入反應器，B管道中蒽油與氫氣混合后從精制反應器中部進入加氫精制系統；所得加氫精制生成油經熱高壓分離器2進行氣液分離，分出的液相產物進入熱低壓分離器3進行進一步氣液分離，熱低分油11部分循環回加氫精制反應器，剩余部分熱低分油11直接去加氫裂化反應區作原料，經加氫精制催化劑后，得到加氫裂化產物16，加氫裂化產物16與從熱高壓分離器2分離出的熱高分氣體14混合，進入冷高壓分離器4。出自冷高壓分離器來的富氫氣體13經循環氫壓縮機12增壓，作為循環氫13去反應系統，作為蒽油加氫精制單元和加氫裂化單元反應器入口氫氣，也可以作為冷氫用于控制加氫精制和加氫裂化反應器催化劑床層溫升。冷高壓分離器4分離出的液體和熱低壓分離器分離出的熱低分氣體17進入冷低壓分離器5。冷低壓分離器5分離出的液體部分循環回加氫精制反應器，剩余部分冷低分油產品經產品汽提塔7汽提脫除硫化氫和氣體產品18，汽提塔底液去產品分餾塔8，經蒸餾生產出汽油餾分9和柴油餾分19。

具體實施方式

實施例1-3具體操作流程見圖1；實施例與對比例所用蒽油性質見表1。

表1原料油性質

加氫精制催化劑A1:

組分為：氧化鉬18wt％、氧化鎳9wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.40ml/g，比表面積145m²/g。

加氫精制催化劑A2:

組分為：氧化鉬20wt％、氧化鎳7wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.60ml/g，比表面積130m²/g。

加氫精制催化劑A3：

組分為：氧化鉬19wt％、氧化鎳8wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.50ml/g，比表面積135m²/g。

后處理加氫精制催化劑B1：

組分為：氧化鎢8％、氧化鉬15wt％、氧化鎳7wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.65ml/g，比表面積為138m²/g。

后處理加氫精制催化劑B2:

組分為：氧化鎢10％、氧化鉬10wt％、氧化鎳9wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.45ml/g，比表面積為140m²/g。

后處理加氫精制催化劑B3：

組分為：氧化鎢9％、氧化鉬12wt％、氧化鎳8wt％，載體為氧化鋁；其中所述催化劑孔容為0.55ml/g，比表面積為138m²/g。

對比例1

本對比例與上述實施例3不同的是蒽油和氫氣只從加氫精制反應器的中部進入，其他操作條件與實施例3相同。

表2實施例和對比例工藝參數

表3實施例和對比例加氫反應產品分布

表4實施例和對比例加氫產品性質

由表3和表4可以知道，通過調整加氫精制系統上部和中部蒽油和氫氣的加入比例和流量，實施例1-3和對比例產品液收(液收為液化氣、石腦油和燃料油收率總和)分別為94.6％、93.6％、96.5％和80.6%，且尾油量分別為2.1％、3.7％、1.6％和18.7％。同時，硫與氮的含量和十六烷值等產品指標優異順序為實施例均優于對比例。