采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法

摘要

采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，它涉及一种低硫低凝柴油的生产方法。本发明是为了解决现有利用页岩油生产柴油的方法中存在工艺流程复杂，投资和运行费用高的技术问题。本方法如下：一、原料预分馏单元；二、反应单元；三、分馏单元。采用本发明加工全馏分页岩油具有柴油产品收率高；低硫低凝柴油质量符合国Ⅳ标准要求；产品方案灵活，可兼顾精制柴油和低硫低凝柴油的生产，调节产品分布。采用本发明加工全馏分页岩油，在原料预分馏单元增设吸收塔和闪蒸罐，利用轻质页岩油作为吸收剂，可回收不凝气中的LPG组分，可省去在产品分馏单元增设产品稳定塔来分出LPG和石脑油，实现降本增效的目的。本发明属于柴油的制备领域。

权利要求

1.采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，其特征在于采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法如下：一、原料预分馏单元：

全馏分页岩油进入常压分馏塔，在塔顶温度为165～175℃、塔底温度为295～310℃、塔顶压力为0.30～0.35MPaG的条件下进行预分馏，产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气；

二、反应单元：

不凝气经一级压缩至0.5MPa进入分液罐分液后再经二级压缩至3.5MPa进入吸收塔，采用轻质页岩油吸收，得到吸收油和燃料气，吸收油去闪蒸罐闪蒸，得到解析气和解析油，解析油返回常压分馏塔塔顶回流罐，燃料气进入燃料气管网，由塔顶回流罐分出一路轻质页岩油作为吸收剂再进入吸收塔；

轻质页岩油与氢气按照700～1000:1的体积比混合经加热炉进入加氢反应器，在催化剂的条件下进行加氢处理反应，反应产物进入冷高压分离器和低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；

所述加氢反应器设置四个床层，按照质量百分比催化剂装填比例为第一床层10％、第二床30％、第三床层35％、第四床层25％；

所述的加氢催化剂由加氢保护剂和加氢改质催化剂组成；

加氢保护剂按照质量百分含量由6.0～8.0％MoO3、1.5～2.5％NiO和余量的Al2O3组成，加氢改质催化剂按照质量百分含量由17～21％WO3、8～10％MoO3、3.5～5.5％NiO和余量的Al2O3组成；

加氢处理反应条件为：加氢反应器入口温度300～320℃，加氢反应器出口温度360～

390℃，平均反应温度360～380℃，加氢反应器入口氢气的压力7.5～8.5MPa，加氢改质催-1化剂体积空速0.8～2.0h ，化学氢耗0.8～1.5％(m)，冷高压分离器操作条件：温度50～55℃、塔顶压力5.5～6.5MPaG；

低压分离器操作条件：温度50～55℃、压力2.5～3.5MPaG；

三、分馏单元：

低分油进入脱硫化氢汽提塔进行汽提，汽提塔塔底油进入产品分馏塔，分馏塔塔底物油作为精制柴油送出装置，从产品分馏塔侧线抽出一部分低凝组份进入低凝产品分馏塔，低凝产品分馏塔分馏产物为石脑油和低硫低凝柴油；

脱硫化氢汽提塔入塔温度220～240℃、塔顶温度160～180℃、塔底温度200～220℃、塔顶压力0.4～0.8MpaG；

产品分馏塔入塔温度220～240℃、塔顶温度150～170℃、塔底温度310～330℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG；

低凝产品分馏塔入塔温度210～230℃、塔顶温度170～190℃、塔底温度210～235℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG。

2.根据权利要求1所述采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，其特征在于步骤一中所述的常压分馏塔直径3.5m，高25.0m，采用20层单流复合浮阀塔盘，分馏塔采用常压操作不抽侧线，轻质页岩油从塔顶排出，重质页岩油由塔底抽出。

3.根据权利要求1所述采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，其特征在于步骤三中所述脱硫化氢汽提塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。

4.根据权利要求1所述采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，其特征在于步骤三中所述产品分馏塔直径4m，高33m，采用25层单流复合浮阀塔盘。

5.根据权利要求1所述采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法，其特征在于步骤三中所述低凝产品分馏塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。

说明书

采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种低硫低凝柴油的生产方法。

背景技术

[0002] 进入21世纪，我国经济高速发展，能源需求快速增长。据统计2012年国内原油产量2.07亿吨，原油表观消费量达4.76亿吨，原油进口量从2001年的0.74亿吨增至2010年的2.69亿吨左右，其对外依存度超过56％。随着国际原油价格的高企和常规原油的日益枯竭，为页岩油的开发和利用带来机遇，并成为页岩油改质转化技术发展的直接推动力。“十二五”期间，物流运输业的发展和交通运输工具的猛增给燃料的供给带来巨大压力，以替代能源之一的页岩油加工增产柴油来弥补缺口，不仅是我国发展低碳经济和保护生态环境的需要，也是页岩油转化技术不断深化的又一推动力。

[0003] 我国油页岩资源丰富，预测资源量约7200亿t，折油资源约476亿t。现已探明和预测油页岩总储量为4831.7亿吨，按平均含油率6％折算，页岩油地质储量可达289.9亿吨，其数量接近我国目前累计探明石油的储量总和。在高油价时代，页岩油已成为石油的重要补充能源。页岩油是油页岩热解时有机质受热分解生成的产物，其碳氢比类似天然石油，也称“页岩原油”。因岩种不同和热解条件的差异，各地所产页岩油的组成和性质也各不相同，但其共性是石蜡含量高，并含有较多的烯烃和硫、氧、氮等非烃化合物。由于页岩油所含的非理想组分较多，尤其是较高的石蜡含量和硫含量因素的存在，采用常规加工工艺所生产的柴油产品不能符合国标要求，阻碍了页岩油作为运输燃料的利用。一方面，含硫油品在燃烧过程中形成SOX，会导致形成酸雨，腐蚀建筑物及农作物，同时释放的尾气造成环境污染。当前各个国家已经对柴油硫含量做出严格法规限制，并且含量要求越来越低。我国于2011年开始实行柴油国Ⅲ标准，要求柴油中硫含量小于350mg/kg；2015年将开始实行柴油国Ⅳ标准，要求柴油中硫含量小于50mg/kg；“零硫”柴油标准(柴油国Ⅴ标准)将于国Ⅳ标准三年后实施，届时将要求柴油中硫含量小于10mg/kg。另一方面，我国东北和内蒙古地区冬季对低硫低凝柴油的需求量逐年递增，据统计2012年约为210万吨，而东北地区的低凝柴油生产能力仅为186.5万吨，市场需求存在近25万吨的缺口。如何利用页岩油增产低硫低凝柴油，已成为我国东北炼油企业技术开发的焦点。

[0004] 专利(公开号为CN102465015A)涉及一种页岩油的加工方法，该方法包括：页岩油分割成轻、重组分，重组分与氢气通过上流式加氢反应器，所得流出物与轻组分、氢气再通过常规加氢精制反应器进行反应，加氢精制流出物经分离和分馏，得到轻质产品。该方法采用两段加氢流程，产品质量好，但是重组分加氢存在加氢苛刻度高、设备要求高、耗氢量大等问题，因而建设投资和操作费用大。

[0005] 专利(公开号为CN101067089)涉及一种页岩油的加工方法，该方法包括：页岩油先经加氢处理得到加氢生成油，加氢生成油分离为加氢重油和轻质产品，加氢重油经催化转化后得到干气、液化气、汽油、柴油和催化重油，柴油可返回到加氢处理步骤。该方法由于增设重油催化裂化装置，轻质化程度较高，但是投资和加工成本也较高，并存在油浆出路问题。

[0006] 专利(公开号为CN101899326A)涉及一种页岩油的加工方法，该方法包括：催化反应蒸馏和催化加氢提质两部分。页岩油首先注入闪蒸罐，闪蒸罐温度控制在室温～600℃之间。出来的油气进入装有分子筛和氧化铝复合催化剂的反应蒸馏塔中进行催化裂解反应和蒸馏得到轻质馏分油，剂油比控制在1～20；轻质馏分油再加压与氢气进入催化加氢提质-1塔，在280～450℃，3～10MPa氢气压力，液体空速0.3～2.0h 和氢油比为100～1000：
1下反应，得水白、性能稳定、无异味的燃料油馏分，经蒸馏得汽油、柴油和煤油。该方法由于采用催化裂解和加氢精制组合工艺，产品质量好，但是存在无法处理闪蒸罐罐底重油，且催化裂解投资较大等问题。

[0007] 专利(公开号为CN101492605)涉及一种页岩油加氢工艺方法，该方法包括：页岩油原料从上部进入反应器，氢气从下部进入反应器，气液逆向通过加氢精制催化剂床层，进行油品加氢精制，反应后气相从反应器上部排出，反应后液相为精制页岩油，从反应器下部排出。该方法可制取精制页岩油，但无法获得低硫低凝柴油产品。

[0008] 专利(公开号为CN102286291A)涉及一种页岩油的催化转化方法，该方法包括：将页岩油原料以及未转化油在催化裂化反应器中进行催化裂化反应的步骤，所述催化裂化反应器包括至少两个反应区，未转化油与第一股催化剂在第一反应区中接触进行催化裂化反应，然后引入与第一反应区串联的第二反应区进行反应，页岩油原料引入第二反应区中进行反应。该方法采用页岩油原料引入第二反应区中进行反应，可避免原料深度裂化，提高轻油收率，但产品改质程度较低，油品质量较差需进一步加氢精制。

[0009] 专利(公开号为CN101942333A)涉及页岩油一段串联加氢裂化工艺方法，该方法包括：页岩油原料与氢气并流从上部进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂存在下进行加氢精制反应，加氢精制反应流出物进入加氢裂化反应器上部，在加氢裂化反应器上部进行气液分离，气相从加氢裂化反应器顶部排出，液相与从加氢裂化反应器底部进入的氢气逆流在加氢裂化催化剂上进行加氢裂化反应，加氢裂化反应后，液相产物从加氢裂化反应器底部排出，气相与加氢精制反应流出物分离出的气相共同从加氢裂化反应器顶部排出。该方法采用两段加氢流程，产品质量好，但是重组分加氢存在加氢苛刻度高、设备要求高、耗氢量大等问题，因而建设投资和操作费用大。

[0010] 专利(公开号为CN103102983A)涉及一种页岩油延迟焦化—加氢精制工艺方法，该方法包括：包括：(1)页岩油全馏分与步骤(3)延迟焦化反应产物共同进入蒸馏装置，分馏得到轻馏分和重馏分，轻馏分和重馏分的分馏温度为330～370℃；(2)步骤(1)得到的轻馏分包括页岩油中的轻馏分和延迟焦化反应产物中的轻馏分，混合的轻馏分进行加氢处理反应；(3)步骤(1)得到的重馏分包括页岩油全馏分中的重馏分和延迟焦化反应产物中的重馏分，混合的重馏分进行延迟焦化处理，延迟焦化反应产物进入步骤(1)的蒸馏装置。该方法可充分利用残油馏分作为焦化原料，加氢处理苛刻度低，投资和加工成本低；缺点是页岩油全馏分与延迟焦化反应产物共同进入蒸馏装置，蒸馏装置和气分装置负荷大，能耗较高。且低值焦炭存在出路问题。

[0011] 专利(公开号为CN102311788A)涉及一种页岩油一段串联加氢精制工艺方法，该-1方法包括：页岩油原料和氢气首先与热介质换热至200～280℃，以0.5h～4.0h 体积空速通过第一反应器，第一反应器装有高空隙率加氢精制催化剂；第一反应器流出物经加热-1
炉加热后，以体积空速0.3～1.0h 直接通过第二反应器，第二反应器内的平均反应温度为
360～420℃，第二反应器装有常规加氢精制催化剂。该方法采用串联加氢精制工艺，产品质量好，但耗氢量大，装置投资大，反应器间操作控制复杂，操作成本较高。

[0012] 专利(公开号为CN102453537A)涉及一种页岩油加氢最大量生产清洁柴油的方法，该方法包括：采用加氢精制-加氢裂化组合工艺，包括页岩油全馏分与氢气混合进入加氢精制反应段，精制后的流出物经换热冷却进入分离器进行气液分离，分离的液体物流进入产品分馏塔，切割出石脑油、柴油等产品。分馏塔底未转化油进入加氧裂化反应段进行加氢裂化，所得的加氢反应流出物全部循环作为加氢精制的进料。该方法采用两段加氢流程，原料转化程度高，产品质量好；但是未转化油采用加氢裂化工艺，存在加氢苛刻度高、设备要求高、耗氢量大等问题，因而建设投资和操作费用大。

发明内容

[0013] 本发明的目的是为了解决现有利用页岩油生产柴油的方法中存在工艺流程复杂，投资和运行费用高的技术问题，提供了一种采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法。

[0014] 采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法如下：

[0015] 一、原料预分馏单元：

[0016] 全馏分页岩油进入常压分馏塔，在塔顶温度为165～175℃、塔底温度为295～310℃、塔顶压力为0.30～0.35MPaG的条件下进行预分馏，产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气；

[0017] 二、反应单元：

[0018] 不凝气经一级压缩至0.5MPa进入分液罐分液后再经二级压缩至3.5MPa进入吸收塔，采用轻质页岩油吸收，得到吸收油和燃料气，吸收油去闪蒸罐闪蒸，得到解析气和解析油，解析油返回常压塔分馏塔塔顶回流罐，燃料气进入燃料气管网，由塔顶回流罐分出一路轻质页岩油作为吸收剂再进入吸收塔；

[0019] 轻质页岩油与氢气按照700～1000:1的体积比混合经加热炉进入加氢反应器，在催化剂的条件下进行加氢处理反应，反应产物进入冷高压分离器和低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；

[0020] 所述加氢反应器设置四个床层，按照质量百分比催化剂装填比例为第一床层10％、第二床30％、第三床层35％、第四床层25％；

[0021] 所述的加氢催化剂由加氢保护剂和加氢改质催化剂组成；

[0022] 加氢保护剂按照质量百分含量由6.0～8.0％MoO3、1.5～2.5％NiO和余量的Al2O3组成，

[0023] 加氢改质催化剂按照质量百分含量由17～21％WO3、8～10％MoO3、3.5～5.5％NiO和余量的Al2O3组成；

[0024] 加氢处理反应条件为：加氢反应器入口温度300～320℃，加氢反应器出口温度360～390℃，平均反应温度360～380℃，加氢反应器入口氢气的压力7.5～8.5MPa，加氢-1
改质催化剂体积空速0.8～2.0h ，化学氢耗0.8～1.5％(m)，

[0025] 冷高压分离器操作条件：温度50～55℃、塔顶压力5.5～6.5MPaG；

[0026] 低压分离器操作条件：温度50～55℃、压力2.5～3.5MPaG；

[0027] 三、分馏单元：

[0028] 低分油进入脱硫化氢汽提塔进行汽提，汽提塔塔底油进入分馏塔，分馏塔塔底物油作为精制柴油送出装置，从分馏塔侧线抽出一部分低凝组份进入低凝产品分馏塔，低凝产品分馏塔分馏产物为石脑油和低硫低凝柴油；

[0029] 脱硫化氢汽提塔入塔温度220～240℃、塔顶温度160～180℃、塔底温度200～220℃、塔顶压力0.4～0.8MpaG；

[0030] 分馏塔入塔温度220～240℃、塔顶温度150～170℃、塔底温度310～330℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG；

[0031] 低凝产品分馏塔入塔温度210～230℃、塔顶温度170～190℃、塔底温度210～235℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG。

[0032] 步骤一中所述的常压分馏塔直径3.5m，高25.0m，采用20层单流复合浮阀塔盘，分馏塔采用常压操作不抽侧线，轻质页岩油从塔顶排出，重质页岩油由塔底抽出。

[0033] 步骤三中所述脱硫化氢汽提塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。

[0034] 步骤三中所述分馏塔直径4m，高33m，采用25层单流复合浮阀塔盘。

[0035] 步骤三中所述低凝产品分馏塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。

[0036] 本发明具有以下有益效果：

[0037] 1、本方法采用预处理、原料预分馏、加氢处理、产品分馏工艺对全馏分页岩油进行改质转化，生产低硫低凝柴油的方法。轻质页岩油经加氢处理、产品分馏工艺生产低硫低凝柴油和/或精制柴油，副产品为LPG、精制石脑油、燃料气。重质页岩油可去重油加工单元进一步轻质化，以增产柴油。

[0038] 2、采用本发明加工全馏分页岩油具有柴油产品收率高；低硫低凝柴油质量符合国Ⅳ标准要求；产品方案灵活，可兼顾精制柴油和低硫低凝柴油的生产，调节产品分布。

[0039] 3、采用本发明加工全馏分页岩油可对原料进行优化，加氢处理装置可适当掺炼二次加工馏分油，重油加工单元也可加工外来重渣油。因此，本发明可从源头上解决原料的优化问题，从产品上解决质量和柴油收率问题，解决了以往工艺存在或加工深度不够，或综合利用率不高，或经济上不可行的难点。可同时解决全馏分页岩油改质和轻质化问题，为炼油企业提供一种生产低硫低凝柴油的有效方法，提高企业总体效益和市场竞争力。

[0040] 4、采用本发明加工全馏分页岩油，在原料预分馏单元增设吸收塔和闪蒸罐，利用轻质页岩油作为吸收剂，可回收不凝气中的LPG组分，可省去在产品分馏单元增设产品稳定塔来分出LPG和石脑油，实现降本增效的目的。

附图说明

[0041] 图1是实验一中原料预处理单元流程图；

[0042] 图2是实验一中原料预分馏单元流程图；

[0043] 图3是实验一中反应单元流程图；

[0044] 图4是实验一中分馏单元流程图。

具体实施方式

[0045] 本发明技术方案不局限于以下所列举具体实施方式，还包括各具体实施方式间的任意组合。

[0046] 具体实施方式一：本实施方式采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法如下：

[0047] 一、原料预分馏单元：

[0048] 全馏分页岩油进入常压分馏塔，在塔顶温度为165～175℃、塔底温度为295～310℃、塔顶压力为0.30～0.35MPaG的条件下进行预分馏，产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气；

[0049] 二、反应单元：

[0050] 不凝气经一级压缩至0.5MPa进入分液罐分液后再经二级压缩至3.5MPa进入吸收塔，采用轻质页岩油吸收，得到吸收油和燃料气，吸收油去闪蒸罐闪蒸，得到解析气和解析油，解析油返回常压塔塔顶回流罐，燃料气进入燃料气管网，由塔顶回流罐分出一路轻质页岩油作为吸收剂再进入吸收塔；

[0051] 轻质页岩油与氢气按照700～1000:1的体积比混合经加热炉进入加氢反应器，在催化剂的条件下进行加氢处理反应，反应产物进入冷高压分离器和低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；

[0052] 所述加氢反应器设置四个床层，按照质量百分比催化剂装填比例为第一床层10％、第二床30％、第三床层35％、第四床层25％；

[0053] 所述的加氢催化剂由加氢保护剂和加氢改质催化剂组成；

[0054] 加氢保护剂按照质量百分含量由6.0～8.0％MoO3、1.5～2.5％NiO和余量的Al2O3组成，

[0055] 加氢改质催化剂按照质量百分含量由17～21％WO3、8～10％MoO3、3.5～5.5％NiO和余量的Al2O3组成；

[0056] 加氢处理反应条件为：加氢反应器入口温度300～320℃，加氢反应器出口温度360～390℃，平均反应温度360～380℃，加氢反应器入口氢气的压力7.5～8.5MPa，加氢-1
改质催化剂体积空速0.8～2.0h ，化学氢耗0.8～1.5％(m)，

[0057] 冷高压分离器操作条件：温度50～55℃、塔顶压力5.5～6.5MPaG；

[0058] 低压分离器操作条件：温度50～55℃、压力2.5～3.5MPaG；

[0059] 三、分馏单元：

[0060] 低分油进入脱硫化氢汽提塔进行汽提，汽提塔塔底油进入分馏塔，分馏塔塔底物油作为精制柴油送出装置，从分馏塔侧线抽出一部分低凝组份进入低凝产品分馏塔，低凝产品分馏塔分馏产物为石脑油和低硫低凝柴油；

[0061] 脱硫化氢汽提塔入塔温度220～240℃、塔顶温度160～180℃、塔底温度200～220℃、塔顶压力0.4～0.8MpaG；

[0062] 分馏塔入塔温度220～240℃、塔顶温度150～170℃、塔底温度310～330℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG；

[0063] 低凝产品分馏塔入塔温度210～230℃、塔顶温度170～190℃、塔底温度210～235℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG。

[0064] 具体实施方式二：本实施方式与具体实施方式一不同的是步骤一中所述的常压分馏塔直径3.5m，高25.0m，采用20层单流复合浮阀塔盘，分馏塔采用常压操作不抽侧线，轻质页岩油从塔顶排出，重质页岩油由塔底抽出。其它与具体实施方式一相同。

[0065] 具体实施方式三：本实施方式与具体实施方式一或二之一不同的是步骤三中所述脱硫化氢汽提塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。其它与具体实施方式一或二之一不相同。

[0066] 具体实施方式四：本实施方式与具体实施方式一至三之一不同的是步骤三中所述分馏塔直径4m，高33m，采用25层单流复合浮阀塔盘。其它与具体实施方式一至三之一相同。

[0067] 具体实施方式五：本实施方式与具体实施方式一至四之一不同的是步骤三中所述低凝产品分馏塔直径3m，高20m，采用15层单流复合浮阀塔盘。其它与具体实施方式一至四之一相同。

[0068] 采用下述实验验证本发明效果：

[0069] 实验一：

[0070] 结合图1、图2、图3和图4，采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法如下：

[0071] 一、原料预处理单元：

[0072] 将全馏分页岩油和掺炼的二次加工馏分油混合后得到原料油，原料油进入1号原料油

[0073] 缓冲罐1，将原料油中的水和淤渣通过沉降分离并脱除(沉降分离操作时间平均10h，1号原料油缓冲罐底沉渣视沉渣量通过罐底撇油线2抽出)，然后原料油通过1号离心泵3经换热器A4与来自常压分馏塔Ⅰ10塔底的重质页岩油换热，换热后进入自动反冲洗过滤器5过滤，然后进入2号原料油缓冲罐6，进一步脱除原料油中的游离水(沉降分离操作时间平均10h，2号原料油缓冲罐底沉渣视沉渣量通过罐底撇油线7抽出)；

[0074] 二、原料预分馏单元：

[0075] 经过步骤一处理的原油通过常压分馏塔进料泵8，经换热器B9与常压塔塔底重质页岩油换热，进入常压分馏塔Ⅰ10，常压分馏塔Ⅰ10塔底通入3.5MPa搅拌蒸汽，在塔顶温度为165～175℃、塔底温度为295～310℃、塔顶压力为0.30～0.35MPaG的条件下进行分馏，产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气，步骤一中常压分馏塔Ⅰ10采用常压操作不抽侧线，只对全馏分页岩油轻重组分进行粗分馏，轻质页岩油馏分(≤350℃)从常压分馏塔Ⅰ10塔顶排出，经冷凝冷却进入常压分馏塔Ⅰ10塔顶回流罐11进行油、气、水三相分离(回流罐11的油相分为三路：一路送至轻油罐作为加氢处理装置的原料；一路送至吸收塔Ⅱ14作为吸收剂吸收不凝气中的重组分；一路作为常压分馏塔Ⅰ10塔顶回流)，含硫污水至酸性水罐12，常压分馏塔Ⅰ10塔底重质页岩油馏分(＞350℃)分别经换热器B9、换热器A4与常压分馏塔进料和原料预处理单元的进料换热后，送至重油罐作为重油加工单元的原料。重油罐设置内蛇管采用0.8MPa低压蒸汽伴热，防止重质页岩油因凝固影响输送；

[0076] 三、反应单元：

[0077] 原料预分馏单元分馏出的不凝气去不凝气压缩机13经一级压缩至0.5MPa进入分液罐分液，再经二级压缩至3.5MPa进入吸收塔14，吸收塔14内用来自常压分馏塔Ⅰ10塔顶的轻质页岩油吸收，得到吸收油和燃料气，吸收油去闪蒸罐15闪蒸，闪蒸罐15罐底通入0.8MPa低压蒸汽，得到解析气和解析油，解析气(LPG)作为产品送出装置，解析油打入常压分馏塔Ⅰ10塔顶回流罐11，燃料气进入燃料气管网，然后轻质页岩油再投入吸收塔；

[0078] 轻油罐内的轻质页岩油经换热器H 16与精制柴油换热后，轻质页岩油与氢气按照700～1000:1的体积比与来自新氢压缩机17和循环氢压缩机18的混合氢混合，得到混氢原料油，混氢原料油再经换热器C20、换热器D21、换热器E22、换热器F23与加氢反应产物进行换热后进入反应加热炉19加热，然后送至加氢反应器24中在催化剂的条件下进行加氢处理反应，反应产物经冷凝冷却(在冷凝冷却装置上游分别设置除盐水注入点，其目的是防止低温部位铵盐结晶堵塞换热器和系统管道，影响装置正常运行。)至45℃进入冷高压分离器25进行油、气、水三相分离，在冷凝冷却装置上游设置脱盐水罐，注水冲洗铵盐，高分油经减压调节阀进入低压分离器26分离，分离产物为低分气和低分油，冷高压分离器25、低压分离器26抽出的含硫含氨污水至酸性水罐34，低分气去产品分馏塔27塔顶回流罐33，低分油经换热器与加氢反应产物、低硫低凝柴油及精制柴油换热后，送至产品分馏单元，新氢经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机17，经两级升压后与循环氢混合，高分气与部分低分气去循环氢脱硫塔29，在塔内与自贫胺液罐31的贫胺液逆流接触，塔底的富胺液进入富胺液罐30降压后出装置再生，

[0079] 所述加氢反应器24设置四个床层，按照质量百分比催化剂装填比例为第一床层10％、第二床30％、第三床层35％、第四床层25％，床层间设置注急冷氢设施；

[0080] 所述的加氢催化剂由加氢保护剂和加氢改质催化剂组成；

[0081] 加氢保护剂按照质量百分含量由6.0～8.0％MoO3、1.5～2.5％NiO和余量的Al2O3组成，

[0082] 加氢改质催化剂按照质量百分含量由17～21％WO3、8～10％MoO3、3.5～5.5％NiO和余量的Al2O3组成；

[0083] 加氢处理反应条件为：加氢反应器入口温度300～320℃，加氢反应器出口温度360～390℃，平均反应温度360～380℃，加氢反应器入口氢气的压力7.5～8.5MPa，加氢-1
改质催化剂体积空速0.8～2.0h ，化学氢耗0.8～1.5％(m)，

[0084] 冷高压分离器操作条件：温度50～55℃、塔顶压力5.5～6.5MPaG；

[0085] 低压分离器操作条件：温度50～55℃、压力2.5～3.5MPaG；

[0086] 四、分馏单元：

[0087] 从反应单元来的低分油经换热器I、换热器J分别与低硫低凝柴油及精制柴油换热后，进入脱硫化氢汽提塔32，脱硫化氢汽提塔32塔底油进入产品分馏塔27进行分馏，产品分馏塔27塔顶油气经冷凝冷却至45℃进入产品分馏塔27塔顶回流罐33进行气、油、水三相分离，含油污水送至酸性水罐34，油相经产品分馏塔27塔顶回流泵升压后分为两路，一路进入产品分馏塔27塔顶回流，一路作为精制石脑油产品送出装置，产品分馏塔27塔底设置重沸炉35(可使产品分馏塔27具备精馏段和提馏段，实现石脑油和柴油清晰分割，避免柴油雾浊问题和塔顶湿硫化氢腐蚀，精制柴油收率高。)，产品分馏塔27塔底油馏分为三路，一路由塔底回流泵36升压进入重沸炉35加热后返回产品分馏塔27；一路由精制柴油泵增压后作为低凝产品分馏塔塔底再沸器热源；一路换热冷却后作为精制柴油送出装置。从产品分馏塔27抽出低凝组份进入低凝产品分馏塔37进一步分馏。

[0088] 所述的产品分馏塔27，从该塔第15层塔盘抽出低凝组份进入低凝产品塔37，抽出低凝组份的目的是满足低硫低凝柴油的生产条件，使其质量符合国Ⅳ标准要求。低凝产品塔直径3m，高25m，采用20层单流复合浮阀塔盘。塔底设置再沸器38，采用产品分馏塔底27的精制柴油加热，塔顶油气经冷凝冷却进入低凝产品塔37塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。采出的油相分为两路：一路由低凝产品塔37塔顶回流泵升压作为塔顶回流；一路汇入产品分馏塔27塔顶回流罐采出的精制石脑油产品送出装置。低凝产品塔37塔顶采出少量精制石脑油出装置(其目的是保证低硫低凝柴油产品的闪点指标合格)。低凝产品塔
37塔底采出低硫低凝产品由低凝柴油泵升压，经换热器与自反应单元的低分油换热后送出装置。

[0089] 脱硫化氢汽提塔32入塔温度220～240℃、塔顶温度160～180℃、塔底温度200～220℃、塔顶压力0.4～0.8MpaG；

[0090] 产品分馏塔27入塔温度220～240℃、塔顶温度150～170℃、塔底温度310～330℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG；

[0091] 低凝产品分馏塔入塔温度210～230℃、塔顶温度170～190℃、塔底温度210～235℃、塔顶压力0.05～0.15MPaG。

[0092] 本实验步骤一中将原油与来自常压分馏塔Ⅰ10塔底的重质页岩油换的目的：一是防止原料油蜡含量较高而堵塞过滤器；二是回收物料余热，降低能耗。采用自动反冲洗过滤器的目的：一是可除去大于25μm的杂质，防止其沉积在催化剂表面，减缓反应器压降的增加；二是操作简便，环境污染小。

[0093] 本实验中将原油通过2号原料油缓冲罐6的目的：一是防止原料油中的水引起下游加热炉操作波动，使燃料耗量增加，影响产品质量；二是保护催化剂，防止催化剂表面活性金属组分的老化聚结，强度下降，造成催化剂颗粒粉化，堵塞反应器。三是防止水汽化后引起下游装置压力变化，恶化各控制回路的运行。

[0094] 本实验步骤一中所述的1号原料油缓冲罐1、2号原料油缓冲罐6上部设置燃料气气封，使原料油与氧气隔绝，以减轻原料油在换热器、加热炉管及反应器顶部催化剂床层的结焦程度。

[0095] 本实验步骤二中回流罐11的油相分为三路：一路送至轻油罐作为加氢处理装置的原料；一路送至吸收塔作为吸收剂吸收不凝气中的重组分；一路作为常压塔塔顶回流。

[0096] 步骤三中分出解析气(LPG)的方法，一是可利用轻质页岩油作为吸收剂，回收不凝气中的LPG组分，二是可省去在产品分馏单元增设产品稳定塔来分出LPG，实现降本增效的目的。

[0097] 步骤三中采用解析油返回常压分馏塔Ⅰ10塔顶回流罐流程，可利用一部分轻质页岩油在系统内建立吸收解析的循环过程，降低外购吸收剂的成本；二是通过利用系统的余能，节能降耗。

[0098] 步骤三中加氢反应器中的加氢催化剂采用分级装填技术，可降低加氢反应器压降和床层温差，提高催化剂效率。

[0099] 步骤三中脱除硫化氢后的循环氢经循环氢压缩机入分液罐分液，并进入循环氢压缩机18升压与来自新氢压缩机17的新氢混合，混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与轻质页岩油混合作为加氢反应进料；一路与反应器入口进料混合，作为旁路调节。

[0100] 加热炉19采用立管双面辐射单室方型炉，加热介质为本工艺自产燃料气，在对流段预热后进入辐射段加热。加热介质进口温度260～280℃，压力7.5～10.0MPaG，出口温度340～360℃，压力7.0～8.5MPaG，采用立管双面辐射方式可以提高传热效率，减少管材用量。

[0101] 步骤三中所述的循环氢压缩机一台，采用垂直剖分筒型离心式压缩机组，由凝气式汽轮机组驱动；新氢压缩机组两台，采用两列两级、卧式、对称平衡型往复式压缩机，由电动机直联驱动。该实施方式的优点：一是考虑到循环氢压缩机具有压差较小、流量较大，而新氢压缩机的流量较小、压差较大的特点，二是设备均具有自动化程度高、运行可靠、故障率低、操作维修方便、设备密封好等优势。

[0102] 步骤三中所述的换热器C20、换热器D21、换热器E22、换热器F23、换热器G为高压换热器，均采用双壳程螺纹锁紧环式换热器结构，该结构密封可靠，即使在操作过程中发生压力和温度波动也不轻易发生泄漏。

[0103] 步骤三中所述的加氢处理反应器设计压力为≯10MPa，设计温度为≯440℃，介质为轻质页岩油和掺炼二次加工馏分油、氢气。反应器内部设入口扩散器、顶部分配盘、催化剂床层和出口收集器内件。

[0104] 本实验中轻质页岩油性质如表1：

[0105] 表1

[0106]

[0107]

[0108] 本实验步骤三中的加氢催化剂由加氢保护剂和加氢改质催化剂组成；

[0109] 加氢保护剂按照质量百分含量由6.0～8.0％MoO3、1.5～2.5％NiO和余量的Al2O3组成，

[0110] 加氢改质催化剂按照质量百分含量由17～21％WO3、8～10％MoO3、3.5～5.5％NiO和余量的Al2O3组成；

[0111] 以轻质页岩油为原料，加氢催化剂(PHF-101催化剂)与国内两种参比剂进行了对比评价，评价结果见附表2。由表中数据可以看出：在其他工艺条件相同的情况下，达到相同产品质量，PHF-101催化剂的反应温度比FH-UDS和RS-1000两种催化剂分别低20℃和15℃。本工艺催化剂预硫化采用湿式预硫化。

[0112] 表2

[0113]催化剂 原料 PHF-101 FH-UDS RS-1000
反应温度 基准 基准+20 基准+15
油品分析 轻质页岩油 精制柴油 精制柴油 精制柴油
硫含量，μg/g 1078 38 45 41
芳烃含量，％(m) 38.3 33.2 33.7 33.4
多环芳烃，％(m) 25.6 10.0 10.1 10.4
烯烃含量，％(m) 17.1 1.2 1.0 1.1
3
密度，kg/cm 863.2 843.5 844.2 843.9
十六烷指数 46.1 49.4 49.0 49.1

[0114] 本实验制备的低硫低凝柴油性能如下表：

[0115] 表3

[0116]产品 低硫低凝柴油 精制柴油(国IV) 备注
密度(20℃),kg/m3 ～790 ～810
硫含量，μg/g 50 50 不大于
十六烷值 45 60.5 不小于
闪点,℃ 45 55 不小于
凝点,℃ -15 -10 不大于
T95,℃ 260 360 不大于
多环芳烃，％(m) ～1.2 ～5 不大于

[0117] 本实验制备的低硫低凝柴油的过程中产品分布如下表：

[0118] 表4

[0119]