本發(fā)明屬于航空燃油領(lǐng)域，具體涉及一種以f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分為原料的高密度、高熱值噴氣燃料，適用于提高噴氣燃料的密度和熱值，降低生產(chǎn)成本。
背景技術(shù)：
：煤制油是以煤炭為原料，通過(guò)化學(xué)加工過(guò)程生產(chǎn)油品和石油化工產(chǎn)品的一項(xiàng)技術(shù)，其包括煤直接液化和簡(jiǎn)介液化兩種技術(shù)路線。其中，煤的間接液化首先是把煤氣化，再通過(guò)費(fèi)托(f-t)合成轉(zhuǎn)化為烴類燃料。f-t合成工藝是以合成氣為原料制備烴類化合物的過(guò)程。合成氣可由天然氣、煤炭、輕烴、重質(zhì)油、生物質(zhì)等原料制備。根據(jù)合成氣的原料不同，f-t合成油可分為煤制油ctl、生物質(zhì)制油和天然氣制油。利用該合成工藝生產(chǎn)的油品具有h/c含量高、低硫和低芳烴高熱值，以及能和高密度燃料調(diào)和組分以任意比例互溶等特性，但是，目前f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分存在密度過(guò)低(僅746kg/m3左右)和潤(rùn)滑性差(磨痕直徑在1000μm以上)的缺陷。噴氣燃料即噴氣發(fā)動(dòng)機(jī)燃料，又稱航空渦輪燃料，是一種輕質(zhì)石油產(chǎn)品，廣泛用于各種噴氣飛機(jī)。高密度噴氣燃料是一類具有高密度、高體積熱值和高性能的液體烴燃料，與普通噴氣燃料相比，它有效提高了燃料單位體積的熱值。將這種燃料應(yīng)用于飛機(jī)上，能有效增加飛機(jī)所攜燃料的單位體積熱量，從而滿足飛機(jī)高航速和遠(yuǎn)航程的要求。隨著我國(guó)高性能飛機(jī)的陸續(xù)服役，對(duì)高密度、高性能的噴氣燃料的需求也越來(lái)越急迫，而我國(guó)所用的噴氣燃料主要還是rp-3，其密度(20℃)最高僅能達(dá)到830kg/m3，因此，研制出高密度、低成本的噴氣燃料具有十分重要的意義。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明的目的是克服現(xiàn)有噴氣燃料密度較低、成本較高的問(wèn)題，提供一種以f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分為原料的高密度、高熱值、低成本的噴氣燃料。為實(shí)現(xiàn)以上目的，本發(fā)明提供了以下技術(shù)方案：一種高密度、高熱值噴氣燃料，其原料組成包括f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分，其中，所述f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比小于等于5∶7，所述高密度燃料調(diào)和組分為以劣質(zhì)重油為原料、經(jīng)過(guò)加氫精制得到的餾程為180﹣300℃的環(huán)烷烴和芳烴及尾油部分，該高密度燃料調(diào)和組分的理化性質(zhì)符合rp-3噴氣燃料的標(biāo)準(zhǔn)，且其密度為960﹣980kg/m3，凈熱值為43.8﹣44.8mj/kg。所述高密度燃料調(diào)和組分依次采用以下工藝制備而成：一、先將劣質(zhì)重油放入一號(hào)常壓分餾塔中以得到輕餾分和常壓渣油，再將所述常壓渣油與催化劑混合得到混合料；二、先將所述混合料與氫氣混合，再將其加熱后置于臨氫催化裂解反應(yīng)器中反應(yīng)，隨后將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的頂部產(chǎn)物置于一號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物與一號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物一起放入一號(hào)熱低壓分離罐中進(jìn)行熱低壓分離；三、熱低壓分離完成后，先將一號(hào)熱低壓分離罐中的底部產(chǎn)物置于減壓分餾塔進(jìn)行減壓分餾，再將減壓分餾塔側(cè)線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號(hào)常壓分餾塔頂部及側(cè)線產(chǎn)物置于固定床精制反應(yīng)器中進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)完成后，將固定床精制反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行分離；四、分離完成后，先將二號(hào)熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進(jìn)行分離，并將二號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產(chǎn)物置于冷低壓分離器中分離，再將冷低壓分離器的底部冷凝油產(chǎn)物置于汽提塔；五、將汽提塔中的底部產(chǎn)物與二號(hào)常壓分離塔中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)常壓分餾塔進(jìn)行常壓分餾，該二號(hào)常壓分餾塔的側(cè)線下部產(chǎn)物即為高密度燃料調(diào)和組分。所述劣質(zhì)重油為煤焦油、乙烯焦油、催化油漿中的至少一種。工藝一中，所述催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是1∶4﹣4∶1的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.01％﹣0.05％。所述臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10﹣23mpa，反應(yīng)溫度430﹣470℃，總進(jìn)料體積空速0.3﹣1.5h-1，氫油體積比800﹣1200；所述固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10﹣20mpa，反應(yīng)溫度為280﹣400℃，總進(jìn)料體積空速為0.6﹣2.0h-1，氫油體積比500﹣1200。所述固定床精制反應(yīng)器中含有加氫改質(zhì)催化器，該加氫改質(zhì)催化器為由co、mo、ni、w金屬中的2種或3種金屬負(fù)載在al2o3上的專有催化劑，其金屬總質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的20％﹣40％。所述減壓分餾塔中的底部物料為外甩尾油固體燃料，所述汽提塔中的頂部產(chǎn)物氣態(tài)和液態(tài)烴，所述二號(hào)常壓分餾塔中的頂部產(chǎn)物作為重整原料，側(cè)線上部產(chǎn)物為航空煤油，底部產(chǎn)物為催化裂化原料。工藝四中，由所述冷高壓分離罐頂部排出的氣體依次經(jīng)脫硫處理、循環(huán)氫壓縮后與氫氣混合，隨后與混合料混合。所述燃料的原料組成還包括2，6-二叔丁基對(duì)甲酚bht、碳酸二甲酯dmc中的至少一種。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果為：1、本發(fā)明一種高密度、高熱值噴氣燃料原料組成包括f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分，其中，f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比小于等于5∶7，且高密度燃料調(diào)和組分為以劣質(zhì)重油為原料、經(jīng)過(guò)加氫精制得到的餾程為180﹣300℃的環(huán)烷烴和芳烴及尾油部分，該高密度燃料調(diào)和組分的理化性質(zhì)符合rp-3噴氣燃料的標(biāo)準(zhǔn)，且其密度為960﹣980kg/m3，凈熱值為43.8﹣44.8mj/kg，一方面，該高密度燃料調(diào)和組分與f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分能形成極佳的互補(bǔ)，兩者按比例調(diào)和后不僅可作為噴氣燃料使用，而且其密度可達(dá)946kg/m3以上，熱值高達(dá)44.72mj/kg以上，能顯著增加噴氣發(fā)動(dòng)機(jī)的續(xù)航能力，同時(shí)，該噴氣燃料的總硫含量?jī)H為0.004％，遠(yuǎn)低于rp-3氣燃料的指標(biāo)，非常環(huán)保，另一方面，該噴氣燃料的生產(chǎn)成本遠(yuǎn)低于rp-3噴氣燃料成本。因此，本發(fā)明燃料的密度和熱值高、環(huán)保且成本低。2、本發(fā)明一種高密度、高熱值噴氣燃料中高密度調(diào)和組分的制備工藝通過(guò)控制臨氫催化裂解的反應(yīng)條件，使得整個(gè)制備工藝具有較高的轉(zhuǎn)化率，通過(guò)限定臨氫催化裂解反應(yīng)的催化劑可抑制原料油在反應(yīng)過(guò)程中生焦，保證裝置的長(zhǎng)周期運(yùn)轉(zhuǎn)，該方法的原料適應(yīng)性強(qiáng)，副產(chǎn)品均經(jīng)過(guò)加氫精制，其性質(zhì)優(yōu)，具有較高的使用價(jià)值。因此，本發(fā)明制備工藝不僅收率和產(chǎn)物使用價(jià)值高，而且使得裝置的使用周期長(zhǎng)。附圖說(shuō)明圖1為本發(fā)明中高密度燃料調(diào)和組分的制備工藝流程圖。具體實(shí)施方式下面結(jié)合具體實(shí)施方式對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步說(shuō)明。一種高密度、高熱值噴氣燃料，其原料組成包括f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分，其中，所述f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比小于等于5∶7，所述高密度燃料調(diào)和組分為以劣質(zhì)重油為原料、經(jīng)過(guò)加氫精制得到的餾程為180﹣300℃的環(huán)烷烴和芳烴及尾油部分，該高密度燃料調(diào)和組分的理化性質(zhì)符合rp-3噴氣燃料的標(biāo)準(zhǔn)，且其密度為960﹣980kg/m3，凈熱值為43.8﹣44.8mj/kg。參見(jiàn)圖1，所述高密度燃料調(diào)和組分依次采用以下工藝制備而成：一、先將劣質(zhì)重油放入一號(hào)常壓分餾塔中以得到輕餾分和常壓渣油，再將所述常壓渣油與催化劑混合得到混合料；二、先將所述混合料與氫氣混合，再將其加熱后置于臨氫催化裂解反應(yīng)器中反應(yīng)，隨后將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的頂部產(chǎn)物置于一號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物與一號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物一起放入一號(hào)熱低壓分離罐中進(jìn)行熱低壓分離；三、熱低壓分離完成后，先將一號(hào)熱低壓分離罐中的底部產(chǎn)物置于減壓分餾塔進(jìn)行減壓分餾，再將減壓分餾塔側(cè)線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號(hào)常壓分餾塔頂部及側(cè)線產(chǎn)物置于固定床精制反應(yīng)器中進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)完成后，將固定床精制反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行分離；四、分離完成后，先將二號(hào)熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進(jìn)行分離，并將二號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產(chǎn)物置于冷低壓分離器中分離，再將冷低壓分離器的底部冷凝油產(chǎn)物置于汽提塔；五、將汽提塔中的底部產(chǎn)物與二號(hào)常壓分離塔中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)常壓分餾塔進(jìn)行常壓分餾，該二號(hào)常壓分餾塔的側(cè)線下部產(chǎn)物即為高密度燃料調(diào)和組分。所述劣質(zhì)重油為煤焦油、乙烯焦油、催化油漿中的至少一種。工藝一中，所述催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是1∶4﹣4∶1的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.01％﹣0.05％。所述臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10﹣23mpa，反應(yīng)溫度430﹣470℃，總進(jìn)料體積空速0.3﹣1.5h-1，氫油體積比800﹣1200；所述固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10﹣20mpa，反應(yīng)溫度為280﹣400℃，總進(jìn)料體積空速為0.6﹣2.0h-1，氫油體積比500﹣1200。所述固定床精制反應(yīng)器中含有加氫改質(zhì)催化器，該加氫改質(zhì)催化器為由co、mo、ni、w金屬中的2種或3種金屬負(fù)載在al2o3上的專有催化劑，其金屬總質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的20％﹣40％。所述減壓分餾塔中的底部物料為外甩尾油固體燃料，所述汽提塔中的頂部產(chǎn)物氣態(tài)和液態(tài)烴，所述二號(hào)常壓分餾塔中的頂部產(chǎn)物作為重整原料，側(cè)線上部產(chǎn)物為航空煤油，底部產(chǎn)物為催化裂化原料。工藝四中，由所述冷高壓分離罐頂部排出的氣體依次經(jīng)脫硫處理、循環(huán)氫壓縮后與氫氣混合，隨后與混合料混合。所述燃料的原料組成還包括2，6-二叔丁基對(duì)甲酚bht、碳酸二甲酯dmc中的至少一種。本發(fā)明的原理說(shuō)明如下：本發(fā)明提供了一種高密度、高熱值噴氣燃料，該噴氣燃料中高密度燃料調(diào)和組分與f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分形成優(yōu)良的互補(bǔ)，兩者混合之后不僅可達(dá)到噴氣燃料的標(biāo)準(zhǔn)，而且其密度和熱值遠(yuǎn)超rp-3噴氣燃料，具有更優(yōu)的續(xù)航能力，同時(shí)，高密度燃料調(diào)和組分還能有效改善f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分的潤(rùn)滑性。另外，由于高密度燃料調(diào)和組分、煤制油的生產(chǎn)成本均在噴氣燃料的生產(chǎn)成本之下，因此，本發(fā)明燃料的成本遠(yuǎn)低于現(xiàn)行的噴氣燃料成本。另外，本發(fā)明噴氣燃料的制備工藝簡(jiǎn)單、方便，只需根據(jù)高密度燃料調(diào)和組分、f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分的配比，采用計(jì)量控制和循環(huán)法直接摻兌即可。本發(fā)明所述噴氣燃料、高密度燃料調(diào)和組分的各項(xiàng)技術(shù)指標(biāo)見(jiàn)表1：表1本發(fā)明噴氣燃料、高密度燃料調(diào)和組分(餾程在180﹣300℃)的檢測(cè)指標(biāo)本發(fā)明所述制備工藝中，固定床精制反應(yīng)器內(nèi)含有加氫改質(zhì)催化劑，該加氫改質(zhì)催化劑能夠促進(jìn)不小于370℃的餾分發(fā)生裂化反應(yīng)，減少小于370℃的餾分發(fā)生裂化反應(yīng)。本發(fā)明所述劣質(zhì)重油產(chǎn)自內(nèi)蒙古，其相關(guān)理化性質(zhì)見(jiàn)表2：表2劣質(zhì)重油的理化性質(zhì)項(xiàng)目煤焦油乙烯焦油催化油漿密度(20℃)，g·cm-31.21501.05001.0800運(yùn)動(dòng)粘度(40℃)，mm2·s-1115.044.2127.0s含量，w％0.330.400.70n含量，w％0.930.071.20c含量，w％88.3691.6491.20h含量，w％5.927.476.90殘?zhí)?，w％20.5012.009.60灰分，w％0.120.00050.21＜350℃42.0166.5010.20＞350℃57.9933.5089.80飽和分25.0317.2427.60芳香分28.4253.2566.20膠質(zhì)18.0110.825.60瀝青質(zhì)28.5418.690.60實(shí)施例1：參見(jiàn)圖1，一種高密度、高熱值噴氣燃料，由f-t合成煤制油中餾程為180-300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分、按1∶4的質(zhì)量比混合而成，其中，所述高密度調(diào)和組分為以劣質(zhì)重油為原料，經(jīng)過(guò)加氫精制得到的餾程為180-300℃的環(huán)烷烴和芳烴及尾油部分，具體制備工藝為：一、先將劣質(zhì)重油放入一號(hào)常壓分餾塔中以得到輕餾分和常壓渣油，再將所述常壓渣油與催化劑混合得到混合料，其中，所述劣質(zhì)重油為煤焦油，所述催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是1∶4的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.015％；二、先將所述混合料與氫氣混合，再將其加熱后置于臨氫催化裂解反應(yīng)器中反應(yīng)，隨后將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的頂部產(chǎn)物置于一號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物與一號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物一起放入一號(hào)熱低壓分離罐中進(jìn)行熱低壓分離，其中，所述臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10mpa，反應(yīng)溫度430℃，總進(jìn)料體積空速0.3h-1，氫油體積比1000；三、熱低壓分離完成后，先將一號(hào)熱低壓分離罐中的底部產(chǎn)物置于減壓分餾塔進(jìn)行減壓分餾，再將減壓分餾塔側(cè)線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號(hào)常壓分餾塔頂部及側(cè)線產(chǎn)物置于固定床精制反應(yīng)器中進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)完成后，將固定床精制反應(yīng)器中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱高壓分離罐中進(jìn)行分離，其中，所述減壓分餾塔中的底部物料為外甩尾油固體燃料，所述固定床精制反應(yīng)器中含有加氫改質(zhì)催化器，該加氫改質(zhì)催化器為mo-ni/al2o3加氫改質(zhì)催化劑，其活性金屬質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的25％，且固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力10mpa，反應(yīng)溫度為280℃，總進(jìn)料體積空速為1.0h-1，氫油體積比500；四、分離完成后，先將二號(hào)熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進(jìn)行分離，并將二號(hào)熱高壓分離罐中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產(chǎn)物置于冷低壓分離器中分離，再將冷低壓分離器的底部冷凝油產(chǎn)物置于汽提塔，其中，由所述冷高壓分離罐頂部排出的氣體依次經(jīng)脫硫處理、循環(huán)氫壓縮后與氫氣混合，隨后與混合料混合；五、將汽提塔中的底部產(chǎn)物與二號(hào)常壓分離塔中的底部產(chǎn)物放入二號(hào)常壓分餾塔，經(jīng)二號(hào)常壓分餾塔分餾后，由其側(cè)線流出的即為高密度調(diào)和液，其中，所述汽提塔中的頂部產(chǎn)物氣態(tài)和液態(tài)烴，所述二號(hào)常壓分餾塔中的頂部產(chǎn)物作為重整原料，側(cè)線產(chǎn)物為航空煤油，底部產(chǎn)物為催化裂化原料。實(shí)施例2：步驟同實(shí)施例1，不同之處在于：所述噴氣燃料中，f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比為3∶7；所述工藝一中，劣質(zhì)重油為乙烯焦油，催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是1∶1的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.02％；所述工藝二中，臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力16mpa，反應(yīng)溫度445℃，總進(jìn)料體積空速1.0h-1，氫油體積比800；所述工藝三中，加氫改質(zhì)催化器為co-ni/al2o3加氫改質(zhì)催化劑，其活性金屬質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的30％，固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力15mpa，反應(yīng)溫度為330℃，總進(jìn)料體積空速為0.6h-1，氫油體積比800。實(shí)施例3：步驟同實(shí)施例1，不同之處在于：所述噴氣燃料中，f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比為1∶2；所述工藝一中，劣質(zhì)重油為催化油漿，催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是4∶1的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.04％；所述工藝二中，臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力23mpa，反應(yīng)溫度470℃，總進(jìn)料體積空速1.5h-1，氫油體積比1200；所述工藝三中，加氫改質(zhì)催化器為co-w/al2o3加氫改質(zhì)催化劑，其活性金屬質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的40％，固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力20mpa，反應(yīng)溫度為400℃，總進(jìn)料體積空速為2.0h-1，氫油體積比800。實(shí)施例4：步驟同實(shí)施例1，不同之處在于：所述噴氣燃料中，f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比為5∶7；所述工藝一中，劣質(zhì)重油為催化油漿，催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是2∶1的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.035％；所述工藝二中，臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力14mpa，反應(yīng)溫度440℃，總進(jìn)料體積空速0.6h-1，氫油體積比1100；所述工藝三中，加氫改質(zhì)催化器為co-ni-w/al2o3加氫改質(zhì)催化劑，其活性金屬質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的23％，固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力13mpa，反應(yīng)溫度為300℃，總進(jìn)料體積空速為0.8h-1，氫油體積比1000。實(shí)施例5：步驟同實(shí)施例1，不同之處在于：所述噴氣燃料中，f-t合成煤制油中餾程為180﹣300℃的組分、高密度燃料調(diào)和組分的質(zhì)量比為1∶9；所述工藝一中，劣質(zhì)重油為乙烯焦油，催化劑為鉬鎳質(zhì)量比是1∶2的鉬鎳油溶劑催化劑，該鉬鎳油溶劑催化劑的用量為氫氣的0.05％；所述工藝二中，臨氫裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力20mpa，反應(yīng)溫度460℃，總進(jìn)料體積空速1.2h-1，氫油體積比900；所述工藝三中，加氫改質(zhì)催化器為mo-ni-w/al2o3加氫改質(zhì)催化劑，其活性金屬質(zhì)量為加氫改質(zhì)催化劑總質(zhì)量的20％，固定床精制反應(yīng)器的反應(yīng)條件為：反應(yīng)壓力17mpa，反應(yīng)溫度為360℃，總進(jìn)料體積空速為1.5h-1，氫油體積比700。采用上述實(shí)施例得到的高密度燃料調(diào)和組分的密度和凈熱值數(shù)據(jù)參見(jiàn)表3：表3高密度燃料調(diào)和組分的密度和凈熱值項(xiàng)目實(shí)施例1實(shí)施例2實(shí)施例3實(shí)施例4實(shí)施例5密度kg/m3967978960971980凈熱值mj/kg44.344.644.043.844.8當(dāng)前第1頁(yè)12