本發明屬于煤炭的轉化利用領域，具體涉及一種以f-t合成煤制油的柴油組分作為主要原料的超國ⅵ標準柴油。
背景技術：
：煤制油是以煤炭為原料，通過費托合成加工過程生產油品和石油化工產品的一項技術，其包括煤直接液化和簡接液化兩種技術路線。其中，煤的間接液化首先是把煤氣化，再通過費托(f-t)合成轉化為烴類燃料。f-t合成工藝是以合成氣為原料制備烴類化合物的過程。合成氣可由天然氣、煤炭、輕烴、重質油、生物質等原料制備。根據合成氣的原料不同，f-t合成油可分為煤制油ctl、生物質制油和天然氣制油。利用該合成工藝生產的油品具有h/c含量高、低硫和低芳烴以及能和普通柴油以任意比例互溶等特性，但是，目前f-t合成煤制油的柴油組分存在密度過低(僅746kg/m3左右)、運動粘度偏小(2.0mm2/s以內)、十六烷值指數過高(80以上)、潤滑性極差(磨痕直徑在1000μm以上)等缺陷，當其單獨作為成品柴油使用時，由于上述缺陷，除造成滯燃期過早和提前(滯前)使燃油燃燒不盡，油耗大、熱效率低、動力不足之外，還會使原本超低硫環保清潔的f-t合成煤制油柴油組分，相反造成更大的污染(冒黑煙)，同時，由于沒有潤滑性，使得發動機供油系統尤其是供油泵的磨損大，極易造成燃油泄露和供油系統損壞，嚴重影響發動機的使用壽命等。因此其無法作為正式的成品油在柴油車輛上直接使用，只能作為國標柴油的調和組分少量摻兌使用。技術實現要素：本發明的目的是克服f-t合成煤制油柴油組分現有的技術缺陷和無法作為成品油在柴油車輛上直接使用的問題，提供一種以f-t合成煤制油柴油組分為主要原料的超國ⅵ標準柴油。為實現以上目的，本發明提供了以下技術方案：一種超國ⅵ標準柴油，由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按70∶47﹣60∶11的質量比調和而成，其中，所述高密度燃料調和組分為以劣質重油為原料、經過加氫精制得到的餾程為180﹣360℃的環烷烴和芳烴及尾油部分，該高密度燃料調和組分的密度為980﹣1030kg/m3，運動粘度為10.0﹣11.0mm2/s，十六烷值指數為20﹣25，校正磨痕直徑為250﹣200μm。所述高密度燃料調和組分依次采用以下工藝制備而成：一、先將劣質重油放入一號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器中反應，隨后將臨氫催化裂解反應器中的頂部產物置于一號熱高壓分離罐中進行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應器中的底部產物與一號熱高壓分離罐中的底部產物一起放入一號熱低壓分離罐中進行熱低壓分離；三、熱低壓分離完成后，先將一號熱低壓分離罐中的底部產物置于減壓分餾塔進行減壓分餾，再將減壓分餾塔側線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號常壓分餾塔頂部及側線產物置于固定床精制反應器中進行反應，反應完成后，將固定床精制反應器中的底部產物放入二號熱高壓分離罐中進行分離；四、分離完成后，先將二號熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進行分離，并將二號熱高壓分離罐中的底部產物放入二號熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產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物置于汽提塔；五、將汽提塔中的底部產物與二號常壓分離塔中的底部產物放入二號常壓分餾塔進行常壓分餾，該二號常壓分餾塔的側線下部產物即為高密度燃料調和組分。所述劣質重油為煤焦油、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％。所述臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力10﹣23mpa，反應溫度430﹣470℃，總進料體積空速0.3﹣1.5h-1，氫油體積比800﹣1200；所述固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力10﹣20mpa，反應溫度為280﹣400℃，總進料體積空速為0.6﹣2.0h-1，氫油體積比500﹣1200。所述固定床精制反應器中含有加氫改質催化器，該加氫改質催化器為由co、mo、ni、w金屬中的2種或3種金屬負載在al2o3上的專有催化劑，其金屬總質量為加氫改質催化劑總質量的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物氣態和液態烴，所述二號常壓分餾塔中的頂部產物作為重整原料，側線上部產物為航空煤油，底部產物為催化裂化原料。工藝四中，由所述冷高壓分離罐頂部排出的氣體依次經脫硫處理、循環氫壓縮后與氫氣混合，隨后與混合料混合。與現有技術相比，本發明的有益效果為：1、本發明一種超國ⅵ標準柴油的原料由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按70∶47﹣60∶11的質量比調和而成，且高密度燃料調和組分為以劣質重油為原料、經過加氫精制得到的餾程為180﹣360℃的環烷烴和芳烴及尾油部分，一方面，該高密度燃料調和組分與f-t合成煤制油的柴油組分能形成極佳的互補，兩者按比例調和之后，得到的柴油密度可由原746kg/m3升至790﹣840kg/m3之間，運動粘度可由原2.0mm2/s提高到3.0﹣4.5mm2/s、十六烷值指數由原80降至50﹣56、校正磨痕直徑由原1000μm以上調至370﹣280μm，硫含量能控制在3ppm左右，達到超ⅵ標準，可作為成品油在柴油車輛上直接使用，另一方面，該超ⅵ標準柴油的生產成本低于現行的煤制油生產成本。因此，本發明不僅徹底解決了f-t合成煤制油柴油組分的技術難題，同時也徹底摘掉了f-t合成煤制油柴油組分不是成品油的帽子，實現了更清潔、更環保的f-t合成煤制油的柴油組分和國標成品油一樣進入市場和在柴油車輛上直接使用的目的，而且生產成本更低，為國家的能源安全和煤制油的發展作出貢獻。2、本發明一種超國ⅵ標準柴油中高密度燃料調和組分的制備工藝通過控制臨氫催化裂解的反應條件，使得整個制備工藝具有較高的轉化率，通過限定臨氫催化裂解反應的催化劑可抑制原料油在反應過程中生焦，保證裝置的長周期運轉，該方法的原料適應性強，副產品均經過加氫精制，表現出優良的性質，具有較高的使用價值。因此，本發明制備工藝不僅收率高、生產成本低，而且使得裝置的使用周期長。附圖說明圖1為本發明中高密度燃料調和組分的制備工藝流程圖。具體實施方式下面結合具體實施方式對本發明作進一步說明。一種超國ⅵ標準柴油，由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按70∶47﹣60∶11的質量比調和而成，其中，所述高密度燃料調和組分為以劣質重油為原料、經過加氫精制得到的餾程為180﹣360℃的環烷烴和芳烴及尾油部分，該高密度燃料調和組分的密度為980﹣1030kg/m3，運動粘度為10.0﹣11.0mm2/s，十六烷值指數為20﹣25，校正磨痕直徑為250﹣200μm。參見圖1，所述高密度燃料調和組分依次采用以下工藝制備而成：一、先將劣質重油放入一號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器中反應，隨后將臨氫催化裂解反應器中的頂部產物置于一號熱高壓分離罐中進行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應器中的底部產物與一號熱高壓分離罐中的底部產物一起放入一號熱低壓分離罐中進行熱低壓分離；三、熱低壓分離完成后，先將一號熱低壓分離罐中的底部產物置于減壓分餾塔進行減壓分餾，再將減壓分餾塔側線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號常壓分餾塔頂部及側線產物置于固定床精制反應器中進行反應，反應完成后，將固定床精制反應器中的底部產物放入二號熱高壓分離罐中進行分離；四、分離完成后，先將二號熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進行分離，并將二號熱高壓分離罐中的底部產物放入二號熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產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物置于汽提塔；五、將汽提塔中的底部產物與二號常壓分離塔中的底部產物放入二號常壓分餾塔進行常壓分餾，該二號常壓分餾塔的側線下部產物即為高密度燃料調和組分。所述劣質重油為煤焦油、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％。所述臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力10﹣23mpa，反應溫度430﹣470℃，總進料體積空速0.3﹣1.5h-1，氫油體積比800﹣1200；所述固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力10﹣20mpa，反應溫度為280﹣400℃，總進料體積空速為0.6﹣2.0h-1，氫油體積比500﹣1200。所述固定床精制反應器中含有加氫改質催化器，該加氫改質催化器為由co、mo、ni、w金屬中的2種或3種金屬負載在al2o3上的專有催化劑，其金屬總質量為加氫改質催化劑總質量的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物氣態和液態烴，所述二號常壓分餾塔中的頂部產物作為重整原料，側線上部產物為航空煤油，底部產物為催化裂化原料。工藝四中，由所述冷高壓分離罐頂部排出的氣體依次經脫硫處理、循環氫壓縮后與氫氣混合，隨后與混合料混合。本發明的原理說明如下：針對f-t合成煤制油的柴油組分因密度過低、粘度過小、十六烷值過高、沒有潤滑性等先天性質量缺陷而導致其不能作為成品柴油進入市場直接使用的技術問題，本發明提供了一種高密度燃料調和組分，該燃料調和組分與f-t合成煤制油的柴油組分具有優良的互補性，能有效地提高f-t合成煤制油的柴油組分的密度和運動粘度、降低十六烷值指數、改善其潤滑性能，使其滿足國ⅵ柴油的質量和技術要求。同時，由于高密度燃料調和組分的生產成本在煤制油的生產成本之下，因此，本發明超國vi標準柴油的生產成本低于煤制油的生產成本。另外，本發明超國ⅵ柴油的調和工藝簡單、方便，只需根據f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分的配比，采用計量控制和循環法直接摻兌即可。所述高密度燃料調和組分以及本發明柴油的各項技術指標見表1：表1高密度燃料調和組分、本發明柴油的檢測指標本發明所述制備工藝中，固定床精制反應器內含有加氫改質催化劑，該加氫改質催化劑能夠促進不小于370℃的餾分發生裂化反應，減少小于370℃的餾分發生裂化反應。本發明所述劣質重油產自內蒙古，其相關理化性質見表2：表2劣質重油的理化性質項目煤焦油乙烯焦油催化油漿密度(20℃)，g·cm-31.21501.05001.0800運動粘度(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殘炭，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18.0110.825.60瀝青質28.5418.690.60實施例1：參見圖1，一種超國ⅵ標準柴油，由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按60∶11的質量比調和而成，其中，所述高密度燃料調和組分為以劣質重油為原料、經過加氫精制得到的餾程為180-360℃的環烷烴和芳烴及尾油部分，依次采用以下工藝制備而成：一、先將劣質重油放入一號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，所述劣質重油為煤焦油，所述催化劑為鉬鎳質量比是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器中反應，隨后將臨氫催化裂解反應器中的頂部產物置于一號熱高壓分離罐中進行熱高壓分離，接著將臨氫催化裂解反應器中的底部產物與一號熱高壓分離罐中的底部產物一起放入一號熱低壓分離罐中進行熱低壓分離，其中，所述臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力10mpa，反應溫度430℃，總進料體積空速0.3h-1，氫油體積比1000；三、熱低壓分離完成后，先將一號熱低壓分離罐中的底部產物置于減壓分餾塔進行減壓分餾，再將減壓分餾塔側線得到的餾分油、工藝一中得到的輕餾分、一號常壓分餾塔頂部及側線產物置于固定床精制反應器中進行反應，反應完成后，將固定床精制反應器中的底部產物放入二號熱高壓分離罐中進行分離，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器中含有加氫改質催化器，該加氫改質催化器為mo-ni/al2o3加氫改質催化劑，其活性金屬質量為加氫改質催化劑總質量的25％，且固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力10mpa，反應溫度為280℃，總進料體積空速為1.0h-1，氫油體積比500；四、分離完成后，先將二號熱高壓分離罐頂部排出的氣體通入冷高壓分離罐進行分離，并將二號熱高壓分離罐中的底部產物放入二號熱低壓分離罐中，隨后將冷高壓分離罐的底部冷凝油產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脫硫處理、循環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物與二號常壓分離塔中的底部產物放入二號常壓分餾塔進行常壓分餾，該二號常壓分餾塔的側線下部產物即為高密度燃料調和組分，其中，所述汽提塔中的頂部產物氣態和液態烴，所述二號常壓分餾塔中的頂部產物作為重整原料，側線上部產物為航空煤油，底部產物為催化裂化原料。實施例2：步驟同實施例1，不同之處在于：所述柴油由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按4∶1的質量比調和而成；所述工藝一中，劣質重油為乙烯焦油，催化劑為鉬鎳質量比是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，臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力16mpa，反應溫度445℃，總進料體積空速1.0h-1，氫油體積比800；所述工藝三中，加氫改質催化器為co-ni/al2o3加氫改質催化劑，其活性金屬質量為加氫改質催化劑總質量的30％，固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力15mpa，反應溫度為330℃，總進料體積空速為0.6h-1，氫油體積比800。實施例3：步驟同實施例1，不同之處在于：所述柴油由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按7∶3的質量比調和而成；所述工藝一中，劣質重油為催化油漿，催化劑為鉬鎳質量比是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，臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力23mpa，反應溫度470℃，總進料體積空速1.5h-1，氫油體積比1200；所述工藝三中，加氫改質催化器為co-w/al2o3加氫改質催化劑，其活性金屬質量為加氫改質催化劑總質量的40％，固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力20mpa，反應溫度為400℃，總進料體積空速為2.0h-1，氫油體積比800。實施例4：步驟同實施例1，不同之處在于：所述柴油由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按2∶1的質量比調和而成；所述工藝一中，劣質重油為催化油漿，催化劑為鉬鎳質量比是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，臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力14mpa，反應溫度440℃，總進料體積空速0.6h-1，氫油體積比1100；所述工藝三中，加氫改質催化器為co-ni-w/al2o3加氫改質催化劑，其活性金屬質量為加氫改質催化劑總質量的23％，固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力13mpa，反應溫度為300℃，總進料體積空速為0.8h-1，氫油體積比1000。實施例5：步驟同實施例1，不同之處在于：所述柴油由f-t合成煤制油的柴油組分與高密度燃料調和組分按70∶47的質量比調和而成；所述工藝一中，劣質重油為乙烯焦油，催化劑為鉬鎳質量比是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，臨氫裂解反應器的反應條件為：反應壓力20mpa，反應溫度460℃，總進料體積空速1.2h-1，氫油體積比900；所述工藝三中，加氫改質催化器為mo-ni-w/al2o3加氫改質催化劑，其活性金屬質量為加氫改質催化劑總質量的20％，固定床精制反應器的反應條件為：反應壓力17mpa，反應溫度為360℃，總進料體積空速為1.5h-1，氫油體積比700。采用上述實施例得到的高密度燃料調和組分的密度、運動粘度等指標參見表3：表3高密度燃料調和組分的密度、運動粘度、十六烷值指數以及校正磨痕直徑項目實施例1實施例2實施例3實施例4實施例5密度kg/m310109879969801030運動粘度mm2/s10.810.210.011.010.1十六烷值指數2320212523校正磨痕直徑μm220231213250200當前第1頁12