本發(fā)明涉及一種噴氣燃料的生產(chǎn)方法，尤其是一種采用沸騰床反應(yīng)器，通過直餾柴油加氫裂化來生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)噴氣燃料的生產(chǎn)方法。
背景技術(shù)：
：隨著國際航空運(yùn)輸業(yè)規(guī)模不斷擴(kuò)大，全球?qū)姎馊剂系男枨罅恐鹉暝鲩L，年增長率約為5.0%，遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于汽柴油1.0%至1.5%的年增長率，極大程度帶動了全球油品市場對優(yōu)質(zhì)噴氣燃料產(chǎn)品的需求，同時(shí)也促進(jìn)了煉油行業(yè)生產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)的快速發(fā)展。世界范圍內(nèi)，現(xiàn)有噴氣燃料生產(chǎn)技術(shù)主要是直餾噴氣燃料餾分加氫精制技術(shù)和加氫裂化技術(shù)，噴氣燃料產(chǎn)品與柴油或汽油產(chǎn)品相比利潤上更有優(yōu)勢，極大促進(jìn)了各大煉油企業(yè)增產(chǎn)噴氣燃料產(chǎn)品，但其產(chǎn)量受到加工原油性質(zhì)和兩種噴氣燃料生產(chǎn)技術(shù)特點(diǎn)制約而不能滿足市場需求。美國專利（us4172815）公開了一種同時(shí)生產(chǎn)噴氣燃料和柴油的單段循環(huán)加氫裂化方法，其工藝流程為：重質(zhì)原料油經(jīng)過加氫裂化后，其產(chǎn)品經(jīng)過分餾，得到噴氣燃料餾分、柴油餾分和尾油；噴氣燃料餾分全部或部分與尾油混合，送回加氫裂化反應(yīng)器。此工藝流程明顯的缺點(diǎn)是噴氣燃料再進(jìn)行加氫裂化雖然提高了質(zhì)量，但其收率降低較多、氫耗增加，且投資也增加較多。美國專利（us5026472），公開了一種加氫裂化與產(chǎn)品餾分油再加氫精制聯(lián)合生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)噴氣燃料的方法。其工藝流程可簡單描述為：裂化反應(yīng)器出來產(chǎn)品通過兩次熱高壓分離器分離后，得到的煤油餾分在精制反應(yīng)器中再加氫精制，其中所用催化劑為貴金屬催化劑；精制反應(yīng)器出來產(chǎn)品與裂化反應(yīng)器的重餾分油混合進(jìn)入分餾塔。該方法技術(shù)特點(diǎn)在于只對煤油餾分進(jìn)行精制，達(dá)到生產(chǎn)噴氣燃料的目的。但該方法需要增加較多設(shè)備，而且加氫精制所用的催化劑為貴金屬催化劑，成本較大，并且不能得到高質(zhì)量的加氫尾油。中國專利（cn1272524）公開了一種中壓加氫裂化和煤油深度加氫處理組合的工藝流程。該流程是將中壓加氫裂化過程中得到的較高芳烴含量的煤油餾分油在一個(gè)較低壓力、氫氣純度較高、較低反應(yīng)溫度的條件下進(jìn)行芳烴飽和，所用催化劑為含pt或ni還原態(tài)金屬的催化劑。該專利可以很好地對較高芳烴含量的煤油餾分進(jìn)行處理，得到合格的噴氣燃料。但是該方法需要增加較多的設(shè)備，且煤油餾分的循環(huán)量較大，增加了裝置投資，且操作更為復(fù)雜。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：針對現(xiàn)有技術(shù)存在的問題，本發(fā)明提供一種直餾柴油生產(chǎn)噴氣燃料（即煤油餾分）的加氫裂化方法。一方面，本發(fā)明方法充分考慮噴氣燃料性質(zhì)與烴類結(jié)構(gòu)組成的構(gòu)效關(guān)系，通過優(yōu)選催化劑體系及優(yōu)化工藝流程和條件，將直餾柴油原料中較多組分轉(zhuǎn)化為噴氣燃料，并保持較高的噴氣燃料產(chǎn)品收率。另一方面，本發(fā)明方法充分利用沸騰床反應(yīng)器的流體力學(xué)特點(diǎn)，科學(xué)利用反應(yīng)熱，降低裝置的熱點(diǎn)溫度、冷氫的消耗量或者加熱爐的燃?xì)鈸p耗，延長運(yùn)轉(zhuǎn)周期，節(jié)省操作費(fèi)用。本發(fā)明提供的一種噴氣燃料的生產(chǎn)方法，包括以下內(nèi)容：（1）直餾柴油原料與粉末狀加氫精制催化劑在混合器中充分混合，獲得催化劑與原料油的混合進(jìn)料；（2）混合進(jìn)料與氫氣從裝有加氫裂化催化劑的反應(yīng)器底部進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，進(jìn)行加氫反應(yīng)；其中所述的加氫反應(yīng)包括加氫裂化反應(yīng)和加氫精制反應(yīng)；（3）包含粉末狀加氫精制催化劑的反應(yīng)后物流經(jīng)沸騰床反應(yīng)器頂部排出，進(jìn)入穩(wěn)定反應(yīng)器，在相對低溫和/或大體積空速的條件下，進(jìn)行補(bǔ)充加氫精制；（4）步驟（3）獲得的物料經(jīng)固液分離，液相進(jìn)入分餾系統(tǒng)，獲得優(yōu)質(zhì)噴氣燃料產(chǎn)品。本發(fā)明方法中，所述的直餾柴油原料為各種類型原油經(jīng)常規(guī)常壓塔而獲得的柴油餾分，是初餾點(diǎn)220℃干點(diǎn)380℃范圍內(nèi)的任意餾分，其初餾點(diǎn)一般為290～340℃，干點(diǎn)一般為330～380℃，氮含量一般＜100μg/g，硫含量>2000μg/g。直餾柴油原料的鏈烷烴質(zhì)量含量一般為30%～60%，優(yōu)選為35%～55%。直餾柴油原料的芳烴質(zhì)量含量一般為10%～35%，優(yōu)選為15%～30%。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的粉末狀加氫精制催化劑可以是本領(lǐng)域通常使用的粉末狀加氫精制催化劑，其粒度一般為50～2000μm，優(yōu)選為500～1500μm，所述的粉末狀催化劑可以隨油品流動。一般以vib族和/或第viii族金屬為活性組分，以氧化鋁或含硅氧化鋁為載體，第vib族金屬一般為mo和/或w，第viii族金屬一般為co和/或ni。以催化劑的重量為基準(zhǔn)，第vib族金屬含量以氧化物計(jì)為8wt%～28wt%，第viii族金屬含量以氧化物計(jì)為2wt%～15wt%。本發(fā)明生產(chǎn)方法步驟（1）的混合進(jìn)料中，粉末狀加氫精制催化劑加入量以金屬計(jì)為20～300μg/g，優(yōu)選為100-150μg/g。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的混合器可以使用多級剪切泵，也可以使用靜態(tài)混合器、超聲波振蕩器等本領(lǐng)域常用混合裝置。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的加氫裂化催化劑為本領(lǐng)域中的常規(guī)加氫裂化催化劑?？梢圆捎矛F(xiàn)有商品催化劑，或按現(xiàn)有方法制備。具體可以為撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的3901、3973、3974、fc-16、fc-26、fc-40、fc-50等催化劑或其混合物，uop公司研制生產(chǎn)的dhc-8、dhc-32、hc-115、hc-215、hc-110、hc-120lt等催化劑或其混合物。也可以根據(jù)需要，按照本領(lǐng)域熟知方法自行制備分子篩含量符合要求的加氫裂化催化劑。所述加氫裂化催化劑一般以ⅵb族和/或ⅷ族金屬為活性金屬組分，催化劑中y分子篩的含量為3～30wt%，優(yōu)選為15～25wt%，分子篩可以是y分子篩和/或β分子篩。分子篩可以根據(jù)本領(lǐng)域常規(guī)方法進(jìn)行改性。如改性y分子篩的晶胞常數(shù)一般為2.425～2.435nm，優(yōu)選為2.425至小于2.435nm（2.425～<2.435nm），改性y分子篩的sio2/al2o3摩爾比一般為5.0～50.0，相對結(jié)晶度為90～120%。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的沸騰床反應(yīng)器中，粉末狀加氫精制催化劑與加氫裂化催化劑的體積比為1：3～3：1，優(yōu)選1：2～2：1。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的沸騰床反應(yīng)器中的加氫反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力3.0～16.0mpa，優(yōu)選為6.0mpa～12.0mpa；平均反應(yīng)溫度為330℃～420℃，優(yōu)選為350℃～390℃；體積空速0.1～3.0h-1，優(yōu)選為0.8～2.0h-1；氫油體積比200∶1～2500∶1，優(yōu)選為300∶1～2000∶1。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，在沸騰床加氫反應(yīng)器內(nèi)，柴油原料、氫氣與粉末狀加氫精制催化劑和加氫裂化催化劑接觸，進(jìn)行加氫脫硫、脫氮、芳烴飽和及加氫裂化反應(yīng)等。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，混合進(jìn)料與氫氣也可以從混合裝填臨氫降凝催化劑和加氫裂化催化劑的反應(yīng)器底部進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，進(jìn)行加氫反應(yīng)；其中所述的加氫反應(yīng)包括臨氫降凝反應(yīng)、加氫裂化反應(yīng)、加氫異構(gòu)反應(yīng)和加氫精制反應(yīng)等。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，當(dāng)采用混合進(jìn)料與氫氣從混合裝填臨氫降凝催化劑和加氫裂化催化劑的反應(yīng)器底部進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，進(jìn)行加氫反應(yīng)的技術(shù)方案時(shí)，所述的沸騰床反應(yīng)器中，粉末狀加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑和加氫裂化催化劑的體積比為1：5～5：1，優(yōu)選1：3～3：1。其中臨氫降凝催化劑和加氫裂化催化劑的體積比為1：3～3：1，優(yōu)選1：2～2：1。所述的沸騰床反應(yīng)器中的加氫反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力6~30mpa，反應(yīng)溫度為270~500℃，空速為0.1~5h-1，氫油體積比為400~2000。在沸騰床加氫反應(yīng)器內(nèi)，柴油原料、氫氣與粉末狀加氫精制催化劑、加氫裂化催化劑和臨氫降凝催化劑接觸，進(jìn)行加氫脫硫、脫氮、加氫異構(gòu)、加氫裂化及降凝反應(yīng)等。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的穩(wěn)定反應(yīng)器用于上一反應(yīng)單元生成油的補(bǔ)充精制，步驟（3）中所述的“相對低溫和/或大體積空速”指與步驟（2）的沸騰床反應(yīng)器相比而言，具體地說，以下兩個(gè)條件至少選擇一個(gè)：（一）步驟（3）穩(wěn)定反應(yīng)器的反應(yīng)溫度比步驟（2）沸騰床反應(yīng)器低20～100℃，優(yōu)選低40～70℃；（二）步驟（3）穩(wěn)定反應(yīng)器的體積空速是步驟（2）沸騰床反應(yīng)器體積空速的1.2～5倍，優(yōu)選為1.5～3倍，最優(yōu)選為2～3倍。優(yōu)選兩步驟反應(yīng)的操作溫度和空速協(xié)同配合，獲得最理想的技術(shù)效果。按反應(yīng)結(jié)果控制，優(yōu)選地，控制步驟（3）穩(wěn)定反應(yīng)器的操作條件處于芳烴加氫飽和的動力學(xué)控制區(qū)，有效降低產(chǎn)品中的芳烴含量。本發(fā)明生產(chǎn)方法中，所述的穩(wěn)定反應(yīng)器出口處設(shè)置分離過濾設(shè)備，用于粉末狀加氫精制催化劑和生成油品的固液分離，分離獲得的固相粉末狀加氫精制催化劑循環(huán)使用。技術(shù)人員知道，原油經(jīng)過蒸餾得到的各種餾分油通常稱為直餾餾分油（直接蒸餾得到的餾分油），一般包括直餾石腦油餾分、直餾煤油餾分、直餾柴油餾分等。直餾煤油餾分主要用于生產(chǎn)噴氣燃料，直餾柴油餾分主要用于生產(chǎn)柴油。石腦油餾分主要為40℃～180℃餾分，煤油主要為140℃～280℃餾分，柴油餾分主要為200℃～350℃餾分。從典型碳數(shù)上看，石腦油餾分的典型碳數(shù)為c4～c12，煤油的典型碳數(shù)為c8～c15，直餾柴油餾分的典型碳數(shù)為c10～c20范圍內(nèi)。直餾柴油餾分的主要特點(diǎn)是鏈烷烴含量較高，研究表明，直餾柴油餾分的此類鏈烷烴在進(jìn)行常規(guī)加氫裂化反應(yīng)時(shí)，大部分產(chǎn)物為石腦油餾分，而煤油餾分產(chǎn)物收率較低，因此以直餾柴油餾分生產(chǎn)噴氣燃料的路線難以有效實(shí)現(xiàn)。而二次加工得到的柴油餾分（如催化裂化柴油），由于分子結(jié)構(gòu)與直餾柴油具有較大的不同（芳烴含量高），反而易于通過加氫裂解和加氫飽和等技術(shù)手段獲得噴氣燃料，因此兩者不具有可比性，按已有的理論及實(shí)踐（包括實(shí)驗(yàn)室及工業(yè)），普通技術(shù)人員的結(jié)論是直餾柴油不是加氫裂化技術(shù)生產(chǎn)噴氣燃料的適宜原料。本發(fā)明中，針對直餾柴油原料鏈烷烴含量高、芳烴含量低的特點(diǎn)，在沸騰床反應(yīng)器內(nèi)直餾柴油加氫精制與加氫裂化反應(yīng)同時(shí)進(jìn)行（與常規(guī)技術(shù)相比，常規(guī)加氫裂化反應(yīng)中，需要在物料與加氫裂化催化劑接觸之前，將硫、氮脫除至較低水平，一般在10μg.g-1以下），利用沸騰床的強(qiáng)烈返混，增加了有機(jī)硫化物、氮化物和芳烴，特別是大分子的含硫有機(jī)化合物在加氫裂化催化劑上發(fā)生競爭吸附的機(jī)會，使原料發(fā)生了異構(gòu)反應(yīng)和裂化反應(yīng)協(xié)同，鏈烷烴發(fā)生異構(gòu)后，在大分子有機(jī)硫化物的競爭吸附條件下，改變了反應(yīng)歷程，目的產(chǎn)物的選擇性增加，最終使得可用于噴氣燃料的產(chǎn)物收率明顯增加。裂化后的產(chǎn)物經(jīng)過穩(wěn)定反應(yīng)器補(bǔ)充加氫精制，可以達(dá)到噴氣燃料的其它質(zhì)量指標(biāo)（主要是煙點(diǎn)等）。本發(fā)明方法充分考慮噴氣燃料性質(zhì)與烴類結(jié)構(gòu)組成的構(gòu)效關(guān)系，通過優(yōu)選催化劑體系及優(yōu)化工藝流程和條件，利用苯并噻吩類化合物在加氫裂化催化劑上的吸附結(jié)構(gòu)特性，以及氮化物對加氫裂化催化劑的暫時(shí)性吸附中毒作用，構(gòu)造了新的反應(yīng)歷程，有效提高了噴氣燃料產(chǎn)品的收率。同時(shí)，通過反應(yīng)物的在反應(yīng)器內(nèi)劇烈的運(yùn)動，從局部將裝置的高溫點(diǎn)與低溫點(diǎn)有效消除，降低了裝置的熱點(diǎn)溫度，延長了催化劑的使用壽命。直餾柴油與氫氣混合進(jìn)入加氫裂化反應(yīng)區(qū)，與加氫裂化催化劑和/或臨氫降凝混合接觸，充分利用沸騰床反應(yīng)器的返混特性，改變直餾柴油中鏈烷烴裂化反應(yīng)歷程，有利于提高噴氣燃料的收率，之后物料進(jìn)入加氫精制反應(yīng)區(qū)，利用沸騰床反應(yīng)器反應(yīng)流出物的熱度和其中溶解的部分氫氣，與粉末狀加氫精制催化劑在穩(wěn)定反應(yīng)器中進(jìn)行補(bǔ)充加氫精制，在相對低溫和/或大體積空速的條件下，進(jìn)行芳烴加氫飽和等加氫精制反應(yīng)，降低產(chǎn)品不飽和烴含量。經(jīng)研究認(rèn)為，直餾柴油進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器后，與加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑同時(shí)和/或先后接觸反應(yīng)，部分氮化物未經(jīng)脫除，可以先行吸附于加氫裂化催化劑，由于氮化物的吸附中毒作用，在一定時(shí)間內(nèi)，抑制了加氫裂化催化劑的裂化活性，有效減少了二次裂解反應(yīng)的發(fā)生，另外，原料中部分復(fù)雜結(jié)構(gòu)的含硫化合物，如苯并噻吩類化合物、二苯并噻吩類化合物等大分子含硫化合物與加氫裂化催化劑活性中心有2大類吸附方式：π配合吸附以及硫和金屬直接作用形成的m-s鍵吸附，有效調(diào)節(jié)了加氫裂化催化劑的活性中心功能，形成了反應(yīng)狀態(tài)下的空間位阻催化中心結(jié)構(gòu)，使鏈烷烴異構(gòu)，并將異構(gòu)后的鏈烷烴發(fā)生非對稱性斷鏈，同時(shí)減少了二次裂解反應(yīng)的發(fā)生，協(xié)同保證了噴氣燃料產(chǎn)品的收率。在一定量有機(jī)硫化合物存在下，直餾柴油加氫裂化產(chǎn)物的分布發(fā)生了明顯變化，噴氣燃料收率明顯提高，這是本領(lǐng)域新的發(fā)現(xiàn)。加氫裂化生產(chǎn)的全餾分產(chǎn)品，經(jīng)換熱，降低溫度，產(chǎn)品在相對低溫和/或大體積空速、高壓的操作條件下，進(jìn)行加氫精制，由于此操作條件下通常為芳烴加氫飽和的動力學(xué)控制區(qū)，因此，可以有效轉(zhuǎn)化芳烴及不飽和烴類，進(jìn)一步提高噴氣燃料煙點(diǎn)。附圖說明圖1為本發(fā)明一種噴氣燃料的生產(chǎn)方法的流程示意圖。具體實(shí)施方式下面結(jié)合附圖對本發(fā)明的一種噴氣燃料的生產(chǎn)方法進(jìn)行詳細(xì)說明。如圖1所示，本發(fā)明的噴氣燃料生產(chǎn)方法流程如下：將直餾柴油1與粉末狀加氫精制催化劑（包括補(bǔ)充新劑2和循環(huán)催化劑12）在混合器3中充分混合，獲得均勻的進(jìn)料4，經(jīng)輸送泵進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，高壓氫氣7以上進(jìn)料的方式從沸騰床反應(yīng)器5底部進(jìn)入裝有加氫裂化催化劑和/或臨氫降凝催化劑6的沸騰床反應(yīng)器使催化劑保持沸騰狀，在適宜的反應(yīng)條件下，與加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑接觸，進(jìn)行催化加氫反應(yīng)，反應(yīng)后的物流8從反應(yīng)器的頂部排出進(jìn)入穩(wěn)定反應(yīng)器9，利用其中溶解的部分氫氣和物流自身熱量進(jìn)行補(bǔ)充加氫精制，后經(jīng)分離器10將生成油11與粉末狀加氫精制催化劑12分離，粉末狀加氫精制催化劑循環(huán)使用，生成油進(jìn)入分離分餾系統(tǒng)13，分餾出氣體，輕餾分油和優(yōu)質(zhì)低凝噴氣燃料產(chǎn)品14。接下來通過具體實(shí)施例對本發(fā)明的噴氣燃料生產(chǎn)方法作進(jìn)一步的說明。實(shí)施例1～3本實(shí)施例為使用加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑的沸騰床加氫試驗(yàn)。具體操作流程見附圖1。實(shí)施例1中粉末狀加氫精制催化劑與加氫裂化催化劑的體積比為1:3，實(shí)施例2～3中粉末狀加氫精制催化劑與加氫裂化催化劑的體積比為2:1。將直餾柴油與粉末狀加氫精制催化劑在混合器中充分混合，獲得均勻的進(jìn)料，經(jīng)輸送泵進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，高壓氫氣以上進(jìn)料的方式從沸騰床反應(yīng)器底部進(jìn)入裝有加氫裂化催化劑的沸騰床反應(yīng)器使催化劑保持沸騰狀，在適宜的反應(yīng)條件下，同時(shí)和/或先后與加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑接觸，進(jìn)行催化加氫反應(yīng)，反應(yīng)后的物流從反應(yīng)器的頂部排出進(jìn)入穩(wěn)定反應(yīng)器，利用溶解的部分氫氣和物料的自身熱量進(jìn)行補(bǔ)充加氫精制，后經(jīng)分離器將生成油與粉末狀加氫精制催化劑分離，粉末狀加氫精制催化劑循環(huán)使用，生成油進(jìn)入分離分餾系統(tǒng)，分餾出氣體，輕餾分油和噴氣燃料產(chǎn)品。實(shí)施例中使用的加氫裂化催化劑為特殊制備的球形催化劑，所述催化劑組成性能與撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的商品催化劑fc-50一致。使用的粉末狀加氫精制催化劑為mo-ni負(fù)載型催化劑，其粒度為1000～1200μm，催化劑中含活性組分（以金屬計(jì)）鉬20wt%，鎳為8wt%。原料油性質(zhì)見表1，催化劑基本性質(zhì)見表2，工藝操作條件及結(jié)果見表3，實(shí)施例與比較例結(jié)果見表4。比較例1~2比較例1~2為常規(guī)直餾柴油加氫裂化過程，生成油經(jīng)分餾獲得噴氣燃料產(chǎn)品。反應(yīng)器形式為固定床，原料油經(jīng)加熱之后，依次通過加氫精制催化劑和加氫裂化催化劑，生成的油品經(jīng)分離分餾系統(tǒng)獲得相應(yīng)產(chǎn)品。使用的加氫精制催化劑、加氫裂化催化劑同實(shí)施例1只是形狀大小不同（見表2），原料油均與實(shí)施例1相同。比較例1加氫精制催化劑和臨氫降凝催化劑的裝填比例1:3，比較例2加氫精制催化劑和臨氫降凝催化劑的裝填比例2:1。表1原料油性質(zhì)表原料油名稱直餾柴油原料油名稱直餾柴油密度(20℃)/g·cm-30.8346凝點(diǎn)/℃-25餾程/℃冷濾點(diǎn)/℃-18ibp/10%228/248冰點(diǎn)/℃-18.630%/50%259/266煙點(diǎn)/mm18.670%/90%273/281質(zhì)譜組成，m%95%/ebp285/294總鏈烷烴47.5硫，m%0.45總環(huán)烷烴31.1氮/μg/g33.7總芳烴22.1閃點(diǎn)/℃104表2催化劑基本性質(zhì)實(shí)施例粉末加氫精制劑-a實(shí)施例加氫裂化催化劑-b比較例加氫精制劑-c比較例加氫裂化催化劑-d形狀粉末狀球形三葉草圓柱條直徑，mm---1.3～1.61.1～1.31.3～1.6長度，mm-----2～83～8強(qiáng)度，n.cm-1≮200≮100≮150≮100活性組分mo-niw-nimo-niw-ni表3實(shí)施例與比較例工藝操作條件實(shí)施例1實(shí)施例2實(shí)施例3比較例1比較例2催化劑a+ba+ba+bc+dc+d工藝條件反應(yīng)器入口總壓/mpa6.58.08.08.08.0氫油體積比500:1500:1500:1500:1500:1粉末狀催化劑加入量（按金屬計(jì)），μg/g20080100沸騰床反應(yīng)器體積空速/h-11.01.52.02.0/2.01.0/1.5反應(yīng)溫度/℃374.0/295.0360.0/290.0374.0/300.0360.0/360.0356.0/358.0產(chǎn)品分布，%石腦油32.5931.7532.5653.7653.76噴氣燃料66.3367.2166.3036.5336.53表4實(shí)施例與比較例結(jié)果實(shí)施例1實(shí)施例2實(shí)施例3比較例1比較例2石腦油密度(20℃)/g·cm-30.70790.70960.70880.70840.7078閃點(diǎn)/℃<25<25<25<25<25芳潛，%36.9237.2636.6637.137.7噴氣燃料密度(20℃)/g·cm-30.80860.80980.81050.80640.8053餾程/℃ibp/10%145/168145/170144/169145/167144/16730%/50%193/222194/225193/223192/221190/21970%/90%246/267248/269245/268246/267243/26595%/ebp274/285276/287273/283275/285273/284閃點(diǎn)/℃5354545554冰點(diǎn)/℃-48-47-47-27-26煙點(diǎn)/mm25.026.026.020.021.0萘系烴，v%0.410.340.400.520.51芳烴，v%9.18.78.912.411.4實(shí)施例4～6本實(shí)施例為使用臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑的沸騰床加氫試驗(yàn)。具體操作流程見附圖1。實(shí)施例4中粉末狀加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：4，其中臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：1；實(shí)施例5中粉末狀加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為3：1，其中臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為2：1；實(shí)施例6中粉末狀加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：3，其中臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：3。將直餾柴油與粉末狀加氫精制催化劑在混合器中充分混合，獲得均勻的進(jìn)料，經(jīng)輸送泵進(jìn)入沸騰床反應(yīng)器，高壓氫氣以上進(jìn)料的方式從沸騰床反應(yīng)器底部進(jìn)入裝有臨氫降凝催化劑和加氫裂化催化劑的沸騰床反應(yīng)器使催化劑保持沸騰狀，在適宜的反應(yīng)條件下，同時(shí)和/或先后與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑和粉末狀加氫精制催化劑接觸，進(jìn)行催化加氫反應(yīng)，反應(yīng)后的物流從反應(yīng)器的頂部排出進(jìn)入穩(wěn)定反應(yīng)器，利用溶解的部分氫氣和物料的自身熱量進(jìn)行補(bǔ)充加氫精制，后經(jīng)分離器將生成油與粉末狀加氫精制催化劑分離，粉末狀加氫精制催化劑循環(huán)使用，生成油進(jìn)入分離分餾系統(tǒng)，分餾出氣體，輕餾分油和優(yōu)質(zhì)噴氣燃料產(chǎn)品。實(shí)施例中使用的臨氫降凝催化劑c為特殊制備的球形催化劑，所述催化劑組成性能與撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的商品催化劑fdw-3一致。使用的加氫裂化催化劑b為特殊制備的球形催化劑，所述催化劑組成性能與撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的商品催化劑fc-50一致。使用的粉末狀催化劑a為氧化鋁負(fù)載mo-ni型催化劑，其粒度為1000～1200μm，催化劑中含活性組分（以金屬計(jì)）鉬20%，鎳為8%。原料油性質(zhì)見表5，催化劑基本性質(zhì)見表6，工藝操作條件及結(jié)果見表7，實(shí)施例與比較例結(jié)果見表8。比較例3-4比較例3~4為常規(guī)直餾柴油加氫裂化過程，生成油經(jīng)分餾獲得噴氣燃料產(chǎn)品。原料油經(jīng)加熱之后，依次通過加氫精制催化劑、加氫裂化催化劑和臨氫降凝催化劑，生成的油品經(jīng)分離分餾系統(tǒng)獲得相應(yīng)產(chǎn)品。使用的加氫精制催化劑、臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑同實(shí)施例4只是形狀大小不同（見表6，原料油均與實(shí)施例4相同。比較例3加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：4，其中臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為1：1；比較例4加氫精制催化劑與臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為3：1，其中臨氫降凝催化劑、加氫裂化催化劑的體積比為2：1。表5原料油性質(zhì)原料油名稱直餾柴油原料油名稱直餾柴油密度(20℃)/g·cm-30.8346凝點(diǎn)/℃-25餾程/℃冷濾點(diǎn)/℃-18ibp/10%228/248冰點(diǎn)/℃-18.630%/50%259/266煙點(diǎn)/mm18.670%/90%273/281質(zhì)譜組成，m%95%/ebp285/294總鏈烷烴47.5硫，m%0.45總環(huán)烷烴31.1氮/μg/g33.7總芳烴22.1閃點(diǎn)/℃104表6催化劑基本性質(zhì)實(shí)施例粉末加氫精制劑-a實(shí)施例加氫裂化催化劑-b實(shí)施例臨氫降凝催化劑-c比較例加氫精制劑-d比較例加氫裂化催化劑-e比較例臨氫降凝催化劑-f形狀粉末狀球形球形三葉草圓柱條圓柱條直徑，mm---1.3～1.61.3～1.61.1～1.31.3～1.61.3～1.6長度，mm--------2～83～83～8強(qiáng)度，n.cm-1≮200≮100≮100≮150≮100≮100活性組分mo-niw-ninimo-niw-nini表7實(shí)施例與比較例工藝操作條件實(shí)施例4實(shí)施例5實(shí)施例6比較例3比較例4催化劑a+b+c/aa+b+c/aa+b+c/ad/e+fd/e+f工藝條件反應(yīng)器入口總壓/mpa6.58.08.08.08.0氫油體積比500:1500:1500:1500:1500:1粉末狀催化劑加入量（按金屬計(jì)），μg/g20080100------沸騰床反應(yīng)器體積空速/h-11.01.52.0------固定床反應(yīng)器體積空速/h-1---------2.0/2.01.0/1.5反應(yīng)溫度/℃364.0/295.0350.0/290.0364.0/300.0360.0/353.0356.0/351.0產(chǎn)品分布，%石腦油32.0931.2532.0653.2655.61噴氣燃料66.5367.7166.8037.0336.10表8實(shí)施例與比較例結(jié)果實(shí)施例4實(shí)施例5實(shí)施例6比較例3比較例4石腦油密度(20℃)/g·cm-30.70750.70910.70830.70790.7073閃點(diǎn)/℃<25<25<25<25<25芳潛，%38.0238.3637.7638.238.8噴氣燃料密度(20℃)/g·cm-30.80810.80930.81000.80590.8048餾程/℃ibp/10%145/168145/170144/169145/167144/16730%/50%193/222194/225193/223192/221190/21970%/90%246/267248/269245/268246/267243/26595%/ebp274/285276/287273/283275/285273/284閃點(diǎn)/℃5253535453冰點(diǎn)/℃-50-49-49-29-28煙點(diǎn)/mm25.026.026.020.021.0萘系烴，v%0.410.340.400.520.51芳烴，v%9.18.78.912.411.4實(shí)施例與比較例相比，在催化劑配比相同的條件下，產(chǎn)品質(zhì)量得到明顯改善，技術(shù)優(yōu)勢明顯。當(dāng)前第1頁12