一种加氢生产烃基生物燃料的方法及装置

摘要

本发明属于动、植物油脂精制技术领域，具体涉及一种加氢生产烃基生物燃料的方法及装置。本发明的技术人员经过研究发现，导致催化剂失活，催化剂床层压降上涨的主要原因不仅与加氢脱氧过程产生的水有关，还与原料油中的金属杂质和粘稠组分有关，因此，本发明提供的方法通过在加氢反应前对原料油脂进行过滤除杂，特定强度和孔径范围的过滤介质结合特定的处理温度，能够将原料中的金属杂质和粘稠组分预先通过吸附、过滤去除，后续仅通过一步加氢即可脱除原料中的氧和其它杂质，同时能够有效避免加氢反应步骤中催化剂结焦、孔道堵塞、失活等，减缓了催化剂床层的压降上涨，有利于系统保持长期稳定运行。

权利要求

1.一种加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，包括如下步骤：S1，将生物原料油脂与氢气混合，在150‑280℃下与过滤介质进行接触除杂，其中，所述过滤介质的孔容范围为0.5‑1.5ml/g，径向抗压强度为90‑300N/mm；

S2，将除杂后的生物原料油脂与加氢催化剂进行接触反应；

S3，加氢产物经分离得到烃基生物燃料；

其中，所述过滤介质为分子筛、硅酸铝、氧化铝中的至少一种。

2.根据权利要求1所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，步骤S2中加氢催化剂的活性沿物料流动方向递增。

3.根据权利要求1或2所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，所述加氢催化剂包括载体和活性组分，其中，所述活性组分为活性金属Mo、Ni、W、Fe的氧化物中至少一种；所述载体为分子筛。

4.根据权利要求3所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，以元素计，活性金属组分占加氢催化剂总质量的3%‑25%。

5.根据权利要求4所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，步骤S2中的反应温度为290‑400℃，压力为3‑20MPa，氢油体积比为（300‑2000）：1。

6.根据权利要求1或2所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，步骤S3中的分离步骤包括冷高压分离，冷低压分离，分馏。

7.根据权利要求6所述的加氢生产烃基生物燃料的方法，其特征在于，所述冷高压分离步骤分离得到的氢气循环至步骤S1中；

和/或，所述分馏步骤塔顶组分作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底组分作为柴油组分烃基生物燃料；

和/或，所述分馏步骤 塔底组分作为循环油返回至步骤S1中。

8.一种用于权利要求1‑7任一项所述方法的装置，其特征在于，包括：依次联通设置的原料混合系统，过滤系统，加氢反应系统和分离系统。

9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述过滤系统采用下进上出的进出料方式；

和/或，所述过滤系统内部设置至少一个过滤床层；

和/或，所述过滤系统设置过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线；

和/或，所述过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线上设置有夹套式止回阀。

10.根据权利要求8或9所述的装置，其特征在于，所述分离系统包括依次联通设置的冷高压分离器，冷低压分离器，分馏单元。

说明书

一种加氢生产烃基生物燃料的方法及装置

技术领域

[0001] 本发明属于动、植物油脂精制技术领域，具体涉及一种加氢生产烃基生物燃料的方法及装置。

背景技术

[0002] 烃基生物燃料是指以油料植物油脂、动物油脂、餐饮垃圾油等为原料通过酯交换工艺或加氢工艺制成的可代替石化燃料的再生性燃料。烃基生物燃料有优良的环保特性，具体表现为：烃基生物燃料含硫量低，可使二氧化硫和硫化物的排放减少约30%；烃基生物燃料不含对环境造成污染的芳香烃；烃基生物燃料具有环境友好的特点，作为可再生资源的烃基生物燃料，将承担能源行业减排的中坚力量。

[0003] 与原油相比，生物燃料具有质品位不高，具有酸性强、粘度大、热值低和热稳定性差等缺点，极大限制了其进一步推广利用，对生物燃料进行脱氧提质已成为生物油高值化利用的一个重要方向。生物燃料加氢脱氧是指生物油在中温(290‑500℃)、高压和有催化剂存在条件下，与H2进行加氢反应，将生物油中的O以H2O的形式脱除。但是，由于生物燃料的热不稳定性，在加氢脱氧过程中，催化剂表面极易结焦导致催化剂孔道堵塞、失活，反应器的压降会迅速上涨，对系统的长期稳定运行及过程的经济性均十分不利。

[0004] 为解决上述技术问题，现有技术中公开了一种液态催化耦合异构降凝生产低凝生物柴油的方法，利用生物质原料与液态催化剂按比例混合后进入连续式加氢反应器进行液态催化加氢反应得到加氢产物的目标，该文献采用悬浮床‑固定床两段式耦合加氢，为避免固定床反应床层催化剂堵塞，需要对悬浮床的加氢产物进行分离，沿长了加氢工艺流程，加工成本和投资成本上升。

发明内容

[0005] 因此，本发明要解决的技术问题在于克服现有技术中的生物燃料加氢脱氧过程中催化剂表面极易结焦导致催化剂孔道堵塞、失活，反应器的压降会迅速上涨、加氢工艺流程长、成本高等缺陷，从而提供一种加氢生产烃基生物燃料的方法及装置。

[0006] 为此，本发明提供如下技术方案：

[0007] 本发明提供一种加氢生产烃基生物燃料的方法，包括如下步骤：

[0008] S1，将生物原料油脂与氢气混合，在150‑280℃下与过滤介质进行接触除杂，其中，所述过滤介质的孔容范围为0.5‑1.5ml/g，径向抗压强度为90‑300N/mm；

[0009] S2，将除杂后的生物原料油脂与加氢催化剂进行接触反应；

[0010] S3，加氢产物经分离得到烃基生物燃料。

[0011] 可选的，所述过滤介质为分子筛、硅酸铝、氧化铝中的至少一种。具体地，可根据原料油脂和产品要求选择不同类型的过滤介质，对原料进行机械杂质吸附和去除。

[0012] 可选的，步骤S2中加氢催化剂的活性沿物料流动方向相同、递增或递减；优选的，加氢催化剂的活性沿物料流动方向递增。

[0013] 可选的，所述加氢催化剂包括载体和活性组分，其中，所述活性组分为活性金属Mo、Ni、W、Fe的氧化物中至少一种；所述载体为加氢催化剂中常用的载体，典型非限定性的可以为分子筛；

[0014] 和/或，以元素计，所述活性金属组分占加氢催化剂总质量的3%‑25%。

[0015] 可选的，步骤S2中的反应温度为290‑400℃，压力为3‑20MPa，氢油体积比为（300‑2000）：1。

[0016] 可选的，步骤S3中的分离步骤包括冷高压分离，冷低压分离，分馏。

[0017] 可选的，所述冷高压分离步骤分离得到的氢气循环至步骤S1中；

[0018] 和/或，所述分馏步骤塔顶组分作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底组分作为柴油组分烃基生物燃料；

[0019] 和/或，所述分馏步塔底组分作为循环油返回至步骤S1中。

[0020] 本发明还提供一种用于上述加氢生产烃基生物燃料的方法的装置，包括：依次联通设置的原料混合系统，过滤系统，加氢反应系统和分离系统。

[0021] 可选的，所述过滤系统采用下进上出的进出料方式；

[0022] 和/或，所述过滤系统内部设置至少一个过滤床层；

[0023] 和/或，所述过滤系统设置过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线；如此可实现过滤介质在线更新，进而保证系统的压差可控可调。

[0024] 和/或，所述过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线上设置有夹套式止回阀。

[0025] 可选的，所述分离系统包括依次联通设置的冷高压分离器，冷低压分离器，分馏单元。

[0026] 可选的，所述冷高压分离器顶部气体富含氢气，经净化后循环至原料混合系统作为循环氢和/或循环至过滤系统作为冷氢；

[0027] 冷高压分离器底部液相油经减压后进入冷低压分离器进行油水分离，水相送至污水处理、油相进入分馏单元；冷低压分离器油相进入分馏单元，分馏单元包含常压和/或减压塔，塔底补入汽提气体，对油相进行汽提蒸馏，切割出不同馏分油，塔顶产出石脑油组分烃基生物燃料、塔底产出柴油组分烃基生物燃料，柴油组分烷基生物燃一部分可循环，作为循环油具备载体特性，对氢气溶解性良好，利于与原料氢气混合协助加氢反应。

[0028] 可选的，所述汽提气体为过热蒸汽、氮气或氢气的一种。

[0029] 本发明中所述生物原料油脂为动物油、植物油、废弃动植物油脂中的任意一种或几种，废弃动植物油脂包含棕榈酸化油（PAO）、餐余油、酸败油、潲水油等，该类生物原料油主要由C10 C20碳数的脂肪酸类构成，含有少量的氮、硫、磷和钠、铁、钒等金属化合物。~

[0030] 本发明技术方案，具有如下优点：

[0031] 本发明提供的加氢生产烃基生物燃料的方法，包括如下步骤：S1，将生物原料油脂与氢气混合，在150‑280℃下与过滤介质进行接触除杂，其中，所述过滤介质的孔容范围为0.5‑1.5ml/g，径向抗压强度为90‑300N/mm；S2，将除杂后的生物原料油脂与加氢催化剂进行接触反应；S3，加氢产物经分离得到烃基生物燃料。本发明的技术人员经过研究发现，导致催化剂失活，催化剂床层压降上涨的主要原因不仅与加氢脱氧过程产生的水有关，还与原料油中的金属杂质和粘稠组分有关，因此，本发明提供的方法通过在加氢反应前对原料油脂进行过滤除杂，特定强度和孔容范围的过滤介质结合特定的处理温度，能够将原料中的金属杂质和粘稠组分预先通过吸附、过滤去除，后续仅通过一步加氢即可脱除原料中的氧和其它杂质，同时能够有效避免加氢反应步骤中催化剂结焦、孔道堵塞、失活等，减缓了催化剂床层的压降上涨，有利于系统保持长期稳定运行。

[0032] 本发明提供的加氢生产烃基生物燃料的方法，通过对加氢催化剂装填方式的限定，能够尽量避免加氢过程中生成的水对催化剂的影响，进一步保证催化剂的活性和减缓催化剂床层的压降。

[0033] 本发明提供的用于加氢生产烃基生物燃料的方法的装置，所述过滤系统设置过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线；和/或，所述过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线上设置有夹套式止回阀。如此设置，便于置换、清洗过滤床层，能够实现过滤介质的在线更换，进一步降低了加氢催化剂的粉化板结，减缓了催化剂床层的压差上涨，实现了反应床层压差可控，有利于工业化生产的长周期运行。为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀。

附图说明

[0034] 为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

[0035] 图1是本发明实施例中采用的装置结构示意图；

[0036] 图2是本发明对比例中采用的装置结构示意图；

[0037] 附图标记：

[0038]  1、原料混合系统；2、过滤系统；3、加氢反应系统；4、加热器；5、原料加热炉；6、冷却器；7、冷高压分离器；8、循环氢压缩机；9、冷低压分离器；10、分馏加热炉；11、分馏塔；12、过滤介质补充管线；13、过滤介质卸出管线。

具体实施方式

[0039] 提供下述实施例是为了更好地进一步理解本发明，并不局限于所述最佳实施方式，不对本发明的内容和保护范围构成限制，任何人在本发明的启示下或是将本发明与其他现有技术的特征进行组合而得出的任何与本发明相同或相近似的产品，均落在本发明的保护范围之内。

[0040] 实施例中未注明具体实验步骤或条件者，按照本领域内的文献所描述的常规实验步骤的操作或条件即可进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规试剂产品。

[0041] 实施例1

[0042] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0043] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油1t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0044] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O（3 摩尔比，下同）=2:5，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为200‑250N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0045] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛（为北京三聚环保新材料股份有限公司生产的商品型号为FF‑22的分子筛，下同）作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为
4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸
1.6m×3m，装填量为4m³。

[0046] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0047] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃、≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0048] 其中，过滤系统2入口温度270℃、过滤温度280℃，加氢反应系统3入口温度280℃、反应温度360℃，反应系统压力为6MPa，氢油比按350:1。所述分馏塔11循环油量为1t/h，占生物原料油的5%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0049] 实施例2

[0050] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0051] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0052] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:3，孔容范围为1.2‑1.5ml/g，径向抗压强度为250‑280N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:3，孔容范围为0.8‑1.2ml/g，径向抗压强度为150‑200N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0053] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为95%，活性组分Fe的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为85%，活性组分Mo的质量占比为10%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为80%，活性组分Mo的质量占比为15%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0054] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0055] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0056] 其中，过滤系统2入口温度260℃、过滤温度270℃，加氢反应系统3入口温度270℃、反应温度360℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0057] 实施例3

[0058] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0059] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0060] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑0.8ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑0.8ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0061] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为96%，活性组分Mo的质量占比为2%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Fe的质量占比为12%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0062] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0063] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0064] 其中，过滤系统2入口温度260℃、过滤温度270℃，加氢反应系统3入口温度270℃、反应温度360℃，反应系统压力为20MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0065] 实施例4

[0066] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0067] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油1t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0068] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:5，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为200‑250N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0069] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂的组成同第一催化剂床层，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂的组成同第一催化剂床层，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂的组成同第一催化剂床层，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0070] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0071] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0072] 其中，过滤系统2入口温度270℃、过滤温度280℃，加氢反应系统3入口温度280℃、反应温度370℃，反应系统压力为6MPa，氢油比按350:1。所述分馏塔11循环油量为1t/h，占生物原料油的5%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0073] 实施例5

[0074] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0075] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用地沟油，总金属杂质含量为500ppm，氧含量为10%）20t/h与循环油1t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0076] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:5，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为200‑250N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0077] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0078] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0079] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0080] 其中，过滤系统2入口温度270℃、过滤温度280℃，加氢反应系统3入口温度280℃、反应温度360℃，反应系统压力为6MPa，氢油比按350:1。所述分馏塔11循环油量为1t/h，占生物原料油的5%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0081] 实施例6

[0082] 本实施例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0083] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油1t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0084] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为Al2O3吸附剂，具体组成为100%Al2O3，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为400‑450N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为Al2O3吸附剂，具体组成为100%Al2O3，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为500‑550N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0085] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0086] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0087] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0088] 其中，过滤系统2入口温度270℃、过滤温度280℃，加氢反应系统3入口温度280℃、反应温度360℃，反应系统压力为6MPa，氢油比按350:1。所述分馏塔11循环油量为1t/h，占生物原料油的5%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0089] 对比例1

[0090] 本对比例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图2所示的装置，包括如下步骤：

[0091] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0092] 加氢反应：装置包括两个串联的加氢反应系统3（固定床加氢反应器），原料由第一加氢反应系统3顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成中间加氢产物；中间加氢产物进入第二加氢反应系统，具体操作参数同第一加氢反应系统。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸
1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0093] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0094] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0095] 其中，第一个加氢反应系统3入口温度280℃、反应温度330℃，第二个加氢反应系统3入口温度310℃、反应温度360℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0096] 对比例2

[0097] 本对比例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0098] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0099] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:5，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为200‑250N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0100] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本对比例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0101] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0102] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0103] 其中，过滤系统2入口温度130℃、过滤温度140℃，加氢反应系统3入口温度200℃、反应温度300℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0104] 对比例3

[0105] 本对比例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0106] 原料混合：将生物原料油（本对比例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0107] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:5，孔容范围为1.0‑1.5ml/g，径向抗压强度为200‑250N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:2，孔容范围为0.6‑1.0ml/g，径向抗压强度为100‑150N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0108] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Fe的质量占比为10%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为96%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为90%，活性组分Mo的质量占比为6%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为88%，活性组分Mo的质量占比为8%，活性组分Ni的质量占比为4%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0109] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0110] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0111] 其中，过滤系统2入口温度300℃、过滤温度310℃，加氢反应系统3入口温度310℃、反应温度400℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0112] 对比例4

[0113] 本对比例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0114] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0115] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=2:1，孔容范围为0.3‑0.4ml/g，径向抗压强度为60‑80N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=3:1，孔容范围为0.2‑0.3ml/g，径向抗压强度为40‑60N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0116] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为95%，活性组分Fe的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为94%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为85%，活性组分Mo的质量占比为10%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为80%，活性组分Mo的质量占比为15%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0117] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0118] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0119] 其中，过滤系统2入口温度260℃、过滤温度270℃，加氢反应系统3入口温度270℃、反应温度360℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0120] 对比例5

[0121] 本对比例提供一种对生物原料油进行组合式加氢工艺，采用如图1所示的装置，包括如下步骤：

[0122] 原料混合：将生物原料油（本实施例采用棕榈酸化油，总金属杂质含量为300ppm，氧含量为13%）20t/h与循环油0.6t/h混合制成混合液，经升压后与新氢、循环氢混合，进入加热器4和原料加热炉5加热。

[0123] 过滤除杂：混合原料由过滤系统2底部输入，过滤系统2输入温度由进料口冷氢线控制，混合原料依次穿过过滤系统2内的两个过滤介质床层，其中，下面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:5，孔容范围为2.2‑2.5ml/g，径向抗压强度为330‑350N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；上面过滤介质床层中所采用的过滤介质为多孔沸石分子筛，具体组成为SiO2/Al2O3=1:4，孔容范围为1.6‑1.8ml/g，径向抗压强度为310‑330N/mm，床层径高尺寸1.6m×5m，装填量为7m³；对混合原料中的金属杂质、颗粒物和粘稠物质进行过滤吸附处理，得到除杂后的原料；吸附饱和的过滤介质通过过滤介质补充管线12和过滤介质卸出管线13，进行在线更新，为防止高压物料串入过滤介质补充管线和过滤介质卸出管线，管道均设置有夹套式止回阀；

[0124] 加氢反应：除杂后的原料由加氢反应系统3（本实施例为固定床加氢反应器）顶部输入，输入温度由加氢反应系统3入口冷氢控制，除杂后的原料依次穿过加氢反应系统3内的4个催化剂床层，通过器壁补入冷氢来控制每个催化剂床层的温度，加氢反应系统3主要发生脱硫、脱氮、脱氧和脱磷反应，生成加氢产物。其中，按照由上到下的顺序，第一催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Fe为活性组分，催化剂载体的质量占比为95%，活性组分Fe的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第二催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为96%，活性组分Mo的质量占比为4%，活性组分Ni的质量占比为2%，床层径高尺寸1.6m×2m，装填量为3m³；第三催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为85%，活性组分Mo的质量占比为10%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³；第四催化剂床层中催化剂以择型分子筛作为载体，以Mo、Ni为活性组分，催化剂载体的质量占比为80%，活性组分Mo的质量占比为15%，活性组分Ni的质量占比为5%，床层径高尺寸1.6m×3m，装填量为4m³。

[0125] 加氢产物分离：加氢产物经过冷却器6冷却至45℃后，进入冷高压分离器7进行气液分离，气相富含氢气经脱硫净化处理，由循环氢压缩机8升压，返回原料混合系统和冷氢系统，进入加氢反应区再利用。冷高压分离器7分离得到的液相经减压后，进入冷低压分离器9，进行油气分离和油水分离，气体进入脱硫处理设施、污水进入污水处理设施、油相进入分馏系统。

[0126] 油品分馏：冷低压分离器9分离得到的油相经分馏加热炉10加热至360℃后，进入分馏塔11，分馏塔11塔底补入汽提蒸汽，油气分压降低，冷低压分离器9分离得到的油相闪蒸分馏，经＜180℃和≥180℃两个温度段切割馏分油，塔顶产出物作为石脑油组分烃基生物燃料，塔底产出物作为柴油组分烃基生物燃料产品，同时塔底产出物还作为循环油返回至原料混合系统1。

[0127] 其中，过滤系统2入口温度260℃、过滤温度270℃，加氢反应系统3入口温度270℃、反应温度360℃，反应系统压力为10MPa，氢油比按1200:1。所述分馏塔11循环油量为0.6t/h，占生物原料油的3%，循环油作为良好的供氢溶剂利于加氢反应的发生。所述循环氢脱硫净化处理选取湿法胺液脱硫工艺，净化设施选取PSA变换吸附工艺。

[0128] 实验例

[0129] 分别对上述实施例1‑6和对比例1‑5制得的柴油和石脑油组分收率、氧含量、凝点、及总金属含量进行检测，检测数据见表1，具体检测方法如下：

[0130] 石脑油组分和柴油收率的检测方法：

[0131] 石脑油组分收率=（石脑油组分的流量）/（原料油的流量）×100%；

[0132] 柴油收率=（柴油的流量）/（原料油的流量）×100%。

[0133] 氧含量的检测方法：

[0134] 石脑油组分和柴油氧含量的检测方法按照GB/T19143‑2017《岩石有机质中碳、氢、氧、氮元素分析方法》。

[0135] 凝点的检测方法：

[0136] 石脑油组分和柴油凝点的检测方法按照GB/T510‑83《石油产品疑点测定法》。

[0137] 石脑油组分和柴油中总金属含量的检测方法：

[0138] 产品油中总金属含量的检测方法按照GBT17476‑1998《使用过的润滑油中添加剂元素、磨损金属和污染物以及基础油中某些元素测定法(电感耦合等离子体发射光谱法)》。

[0139] 固定床压降的检测方法：

[0140] 固定床压降=固定床反应段入口压力‑固定床反应段出口压力。

[0141] 表1 各实验例反应效果对比

[0142]

[0143] 显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。