專利名稱：一種帶有雙加氫裝置制備高質(zhì)量柴油的方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種柴油的制備方法，特別涉及一種帶有雙加氫裝置制備高質(zhì)量柴油 的系統(tǒng)及其方法。
背景技術：
催化裂化、催化裂解及重油催化裂解技術是煉油的核心技術，催化裂化分為蠟油 催化裂化、重油催化裂化；從這些工藝生產(chǎn)的生成油統(tǒng)稱為催化烴，所得催化烴經(jīng)過加工處 理，一般是分餾塔分餾，可以分餾出干汽、液化汽、柴油、柴油、重油等產(chǎn)品，其中柴油、柴油 占據(jù)市場上柴油、柴油供應總量的70%以上。隨著環(huán)保要求的越來越嚴格，石油產(chǎn)品(燃料)的規(guī)格也變得越來越嚴格。以柴油 為例，近幾年新的柴油規(guī)格已在美國、歐洲、日本等國相繼實施，我國也在2002年元月實施 GB 252-2000柴油新標準。在新標準下，現(xiàn)有的催化柴油經(jīng)過切割塔切割(分餾)的加工處 理方法顯出以下不足一個是該處理方法所生產(chǎn)的柴油質(zhì)量有待提高，柴油的十六烷值偏 低，安定性不符合要求；二是上述處理方法所需要的加氫規(guī)模偏大，造成全廠氫耗過高；三 是所生產(chǎn)的柴油十六烷值過低，無法滿足市場要求。影響柴油產(chǎn)品質(zhì)量的主要因素是柴油 的硫含量及柴油的十六烷值。柴油的十六烷值是柴油質(zhì)量的核心問題，目前增加催化柴油 十六烷值的主要措施是高壓加氫及高壓加氫組合技術，經(jīng)高壓加氫及高壓加氫組合技術處 理后的催化柴油十六烷值有較大幅度提高，但該技術的建設投資巨大、操作成本很高、受氫 氣資源限制。上述措施存在下列問題①建設投資巨大、操作費用高、規(guī)模受到原料的限制，同 時存在資源的不合理利用；②采用新型催化劑，可增加柴油的十六烷值，但是，會導致氫耗 的大幅度增加；③調(diào)整柴油餾程范圍，增加柴油十六烷值的措施，調(diào)整余度不大，也會導致 柴油中的硫含量增加。目前歐洲已經(jīng)開始實行新的歐VI柴油標準，其中要求柴油的硫含量不大于 0. 005% (wt)，芳烴含量不大于15%，密度不大于825kg/m3，多環(huán)芳烴不大于2%。對于 我國的大多數(shù)煉油廠而言，同樣也必須面對更高的國家IV柴油標準要求硫含量不大于 0. 005% (wt)，芳烴含量不大于15%。柴油質(zhì)量解決方案必須考慮從國家III柴油標準到 國家IV柴油標準的過渡，較好的規(guī)劃方案應該是一次性按照國家IV柴油標準規(guī)劃方案。由于我國柴油產(chǎn)品中各調(diào)和組分的比例與發(fā)達國家差別很大，催化裂化柴油占有 很高的比例，而且，這種狀況將長期存在。因此，柴油質(zhì)量升級所要解決的降硫和提高十六 烷值的問題亟待解決。因此，提供一種低成本、低能耗、無污染制備低硫含量且十六烷值高的調(diào)和柴油的 處理系統(tǒng)及其方法就成為該技術領域急需解決的技術難題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的之一是提供一種低成本、低能耗、低氫耗、無污染制備低硫含量并且
5提高柴油十六烷值的系統(tǒng)。為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采取以下技術方案一種制備高質(zhì)量柴油的系統(tǒng)，包括抽提裝置；其特征在于所述抽提裝置頂部通 過管線與抽余油水洗塔相連接；所述抽余油水洗塔頂部通過管線與抽余油加氫反應系統(tǒng)相 連接；所述抽余油加氫反應系統(tǒng)底部通過管線直接采出產(chǎn)品；所述抽提裝置底部通過管線 與返洗塔相連接；所述返洗塔頂部通過管線與抽出油水洗塔相連接；所述返洗塔底部通過 管線與回收塔相連接；所述抽出油水洗塔頂部通過管線與抽出油切割塔相連接；所述抽出 油切割塔頂部通過管線分別與所述回收塔和所述抽提裝置以及所述返洗塔的下部相連接； 所述抽出油切割塔側(cè)線通過管線與輕芳烴加氫反應系統(tǒng)相連，所述抽出油切割塔底部通過 管線直接采出重芳烴產(chǎn)品；所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)底部通過管線采出的產(chǎn)品與所述抽余 油加氫反應系統(tǒng)底部采出的產(chǎn)品調(diào)和；所述回收塔上頂部通過管線分別與所述抽提裝置的 下部和所述返洗塔的下部相連接；所述回收塔底部通過管線與所述抽提裝置的上部相連 接。本發(fā)明的另一目的是提供上述高質(zhì)量柴油的制備方法。本發(fā)明的上述目的是通過以下技術方案達到的一種制備高質(zhì)量柴油的方法，其步驟如下將直餾柴油和/或催化柴油和/或加氫 焦化柴油和溶劑加入抽提裝置進行抽提，分離出抽余油和抽出油；所述抽余油通過抽提裝 置頂部進入抽余油水洗塔進行水洗分離，分離出柴油抽余油和水洗水；所述柴油抽余油通 過管線進入抽余油加氫反應系統(tǒng)進行加氫脫硫；所述加氫反應系統(tǒng)底部采出的柴油作為柴 油調(diào)和組分直接采出；所述抽出油和溶劑通過管線進入返洗塔進行返洗，上部分離出的混 合芳烴與返洗劑的混合物進入抽出油水洗塔，下部分離出的溶劑與返洗劑的混合物進入回 收塔；所述抽出油水洗塔頂部分離出的混合芳烴與返洗劑的混合物進入抽出油切割塔，所 述抽出油水洗塔底部分離出的水經(jīng)處理后循環(huán)使用；所述抽出油切割塔頂部分離出的返洗 劑與回收塔頂部分離出的返洗劑混合后通過管線進入抽提裝置的下部與返洗塔下部循環(huán) 使用；所述抽出油切割塔側(cè)線分離出的輕芳烴進入輕芳烴加氫系統(tǒng)；所述輕芳烴加氫系統(tǒng) 底部采出的加氫芳烴與所述抽余油加氫反應系統(tǒng)底部采出的柴油調(diào)和采出；所述抽出油切 割塔底部分離出的重芳烴作為產(chǎn)品直接采出；所述回收塔頂部分離出返洗劑并通過管線進 入抽提裝置的下部與返洗塔下部，所述回收塔底部采出的溶劑通過管線進入抽提裝置上部 循環(huán)使用。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽提裝置為抽提塔，所述抽提塔的溶劑比為 2 6 ；溫度為90 175°C ；壓力為0. 5 0. 8MPa(絕)；所述抽余油的餾程控制在160 345°C;所述抽出油的餾程控制在160 392°C，所述抽提塔所用溶劑為環(huán)丁砜，N-甲基吡咯
烷酮或二甲基亞砜。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽提裝置為抽提塔，所述抽提塔的溶劑比為 3 ；溫度為130°C ；塔頂壓力為0. 65MPa(絕)，所述抽提塔采用的溶劑為二甲基亞砜。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽余油水洗塔的操作溫度為60 100°C;操 作壓力為0. 4 0. 7MPa(絕)；所述柴油抽余油的餾程控制在160-345°C。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽余油水洗塔的操作溫度為80°C;操作壓力 為 0. 55MPa (絕)。
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一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述加氫反應系統(tǒng)中的催化劑為加氫催化劑 GHT-2LGHT-22和GHT-23 ；所述加氫反應系統(tǒng)的加氫反應器的體積空速比為1. 5 3. 51T1 ； 氫/油體積比為300 ；操作溫度為300 360°C，操作壓力為2. 0 4. OMPa(絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述返洗塔的操作溫度為80 120°C;操作壓力 為0. 5 0. 8MPa(絕)；返洗比為0. 3 1. 0。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述返洗塔的操作溫度為98°C ；操作壓力為 0. 6MPa (絕)；返洗比為0. 6 (對進料)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽出油水洗塔的操作溫度為60 100°C;操 作壓力為0. 5 0. 7MPa(絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽出油水洗塔的操作溫度為90°C;操作壓力 為 0. 6MPa (絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽出油切割塔中的塔頂溫度為110 140°C，塔底溫度為370 390°C ；塔頂壓力為0. 15 0. 2MPa(絕)，塔底壓力為0. 18 0. 25MPa (絕)，回流比為6 10，在所述輕芳烴的餾程控制在160_205°C ；所述重芳烴的餾 程控制在205-392 °C。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述抽出油切割塔中的塔頂溫度為120°C，塔底 溫度為380°C;塔頂壓力為0. 17MPa(絕)，塔底壓力為0. 21MPa(絕)，回流比為8，所述輕芳 烴的餾程控制在160-205°C ；所述重芳烴的餾程控制在205-392°C。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)中的催化劑為加氫 催化劑GHT-21，GHT-22和GHT-23 ；所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)中的加氫反應器的體積空速 比為2. 0 5. Oh—1 ；氫/油體積比為300 ；操作溫度為160 215°C，操作壓力為1. 0 3. OMPa (絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述重芳烴加氫反應系統(tǒng)中的催化劑為加氫催 化劑GHT-21，GHT-22和GHT-23 ；所述重芳烴加氫反應系統(tǒng)中的加氫反應器的體積空速比為 2. Oh-1 ；氫/油體積比為300 ；操作溫度為330°C，操作壓力為6. OMPa(絕)?！N優(yōu)選技術方案，其特征在于所述回收塔的塔頂溫度為100 120°C，塔底溫 度為145 180°C ；塔頂壓力為0. 12 0. 20MPa(絕)，塔底壓力為0. 15 0. 24MPa(絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述回收塔的塔頂溫度為105°C，塔底溫度為 149°C ；塔頂壓力為0. 13MPa(絕)，塔底壓力為0. 16MPa(絕)。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述加氫反應系統(tǒng)中的全部加氫催化劑 GHT-21，GHT-22和GHT-23從上到下依次堆積，其理化性質(zhì)分別如下表所示。GHT-21的理化性質(zhì) GHT-22的理化性質(zhì) GHT-23的理化性質(zhì) 本發(fā)明的直餾柴油、催化柴油和焦化柴油可以是任意比例。本發(fā)明的輕芳烴和重芳烴的分餾點(餾程)可以調(diào)整。本發(fā)明所用返洗塔、水洗塔、回收塔以及切割塔為常規(guī)的返洗塔、水洗塔、回收塔 以及切割塔。所用的抽提裝置為專利號為200310103541. 9和200310103540. 4中公開的抽 提系統(tǒng)，包括溶劑回收及水洗系統(tǒng)。本發(fā)明所用加氫反應系統(tǒng)為現(xiàn)有的加氫系統(tǒng)，包括加熱爐，換熱器，高壓分離器，空氣冷凝器、水冷凝器、穩(wěn)定塔等。有益效果本發(fā)明的制備低含硫量和低烯烴含量柴油的方法的優(yōu)點是與普通柴油加氫精制 的方式相比，本發(fā)明的加氫裝置僅針對抽余油或特別要求下的抽出油，規(guī)模小，成本低；同 時，本發(fā)明處理的原料多樣化，不僅處理直餾柴油，還可以處理催化柴油和以及焦化柴油的 混合物；而且，本發(fā)明將芳烴從柴油中分離出來，大大提高了柴油的十六烷值，降低了柴油 凝點；最后，本發(fā)明可以根據(jù)實際情況，在滿足柴油凝點及芳烴含量的情況下，將芳烴組分 部分或全部調(diào)和進入柴油中，增加柴油產(chǎn)量。下面通過附圖和具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保 護范圍的限制。


圖1為本發(fā)明實施例之一的流程示意圖。下面通過具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保護范圍 的限制。
具體實施例方式實施例1如圖1所示，是本發(fā)明實施例的流程示意圖，圖中的一些輔助設備如罐、泵、換熱 器、冷凝器等未標出，但這對本領域普通技術人員是公知的。如圖1所示，將餾程為160-365°C，硫含量為2900ppm，密度為816. 3kg/m3，芳烴 含量為18%，十六烷值為50. 9的直餾柴油(原料性質(zhì)見表1-1)以100噸/小時的流量 和溶劑以300噸/小時的流量一起加入抽提塔1進行抽提，抽提塔1的溫度為175°C，壓 力為0. 8MPa，溶劑比為6，所用溶劑為環(huán)丁砜，所得抽余油的餾程為160-342°C，硫含量為 409. 4ppm,密度為805. 4kg/m3，芳烴含量為5. 03 %，十六烷值為56. 5 ；所得抽出油的餾程 為160-388 °C，硫含量為17013. 3ppm，密度為884. lkg/m3，芳烴含量為91. 5 %，十六烷值為 19. 3。所得抽余油以85噸/小時的流量通過抽提塔1的頂部進入抽余油水洗塔2-1中部， 同時，水洗水以7. 8噸/小時的流量進入抽余油水洗塔2-1上部，抽余油水洗塔2-1的操作 溫度為60°C，操作壓力為0. 5MPa，所得水洗后的抽余油以85噸/小時的流量通過水洗塔 2-1頂部混合0. 25噸/小時的氫氣進入抽余油加氫反應系統(tǒng)3-1進行加氫脫硫，經(jīng)過使用 的水洗水以7. 8噸/小時的流量通過抽余油水洗塔底部直接排出。所述抽余油加氫反應 系統(tǒng)3-1中的加氫反應器的反應溫度為260°C，反應壓力為2. OMPa,氫油比為300，空速為 1. 51T1，所得加氫抽余油以85噸/小時的流量作為柴油調(diào)和產(chǎn)品直接采出。從抽提塔1得 到的抽出油和溶劑的混合物以315噸/小時的流量通過抽提塔1塔底進入返洗塔5，同時流 量為45噸/小時的返洗劑通過返洗塔5下部進入，返洗塔5的操作溫度為80°C，操作壓力 為0. 5MPa，返洗比0. 3。返洗塔5塔頂采出的抽出油與返洗劑的混合物24噸/小時通過管 線進入抽出油水洗塔2-2中部，與此同時，水洗水4.6噸/小時進入抽出油水洗塔2-2上部， 所述抽出油水洗塔2-2的操作溫度為60°C，操作壓力為0. 5MPa。水洗后的抽出油通過抽出 油水洗塔2-2塔頂采出，進入抽出油切割塔4，經(jīng)過使用的水洗水4. 6噸/小時通過抽出油
10水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4塔頂溫度110°C，塔底溫度為260°C，塔頂 壓力0. 15MPa，塔底壓力0. 18MPa,回流比為10。流量為9. 0噸/小時的返洗劑從所述抽出 油切割塔4頂部采出，與回收塔6頂部采出的返洗劑混合后循環(huán)使用；輕芳烴從所述抽出油 切割塔4的側(cè)線以2. 96噸/小時的流量混合0. 42噸/小時的氫氣進入輕芳烴加氫反應系 統(tǒng)3-2進行加氫脫硫，所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)3-2中的加氫反應器的反應溫度為160°C， 反應壓力為1. OMPa，氫油比為300，空速為2. Oh—1，所得加氫輕芳烴以2. 96噸/小時的流量 采出并與所述抽余油加氫反應系統(tǒng)3-1采出的加氫抽余油混合作為柴油調(diào)和組分。重芳烴 從所述抽出油切割塔4塔的底部以12. 04噸/小時的流量作為產(chǎn)品直接采出。返洗塔5塔 底采出的溶劑和返洗劑的混合物以336噸/小時的流量進入回收塔6，回收塔6的塔頂溫 度120°C，塔底溫度180°C，頂壓力0. 20MPa,塔底壓力0. 24MPa?；厥账?塔頂采出的返洗 劑以36噸/小時的流量進入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶劑以 300噸/小時的流量進入抽提塔1上部。所得產(chǎn)品的性質(zhì)見表1-2、1-3。實施例2如圖1所示，是本發(fā)明實施例的流程示意圖，圖中的一些輔助設備如罐、泵、換熱 器、冷凝器等未標出，但這對本領域普通技術人員是公知的。如圖1所示，將餾程為160-365°C，硫含量為3700ppm，密度為866. 8kg/m3，芳烴含 量為58%，十六烷值為28. 9的催化柴油(原料性質(zhì)見表2-1)以100噸/小時的流量和溶 劑以1020噸/小時的流量一起加入抽提塔1進行抽提，抽提塔1的溫度為150°C，壓力為 0. 65MPa，溶劑比為4，所用溶劑為N-甲基吡咯烷酮，所得抽余油的餾程為160_345°C，硫含 量為906. lppm,密度為831. 4kg/m3，芳烴含量為22. 9 %，十六烷值為43. 1 ；所得抽出油的 餾程為160-386°C，硫含量為6384. 3ppm，密度為903. 8kg/m3，芳烴含量為91. 7%，十六烷值 為15. 3。所得抽余油以49噸/小時的流量通過抽提塔1的頂部進入抽余油水洗塔2-1中 部，同時，水洗水以4. 5噸/小時的流量進入抽余油水洗塔2-1上部，抽余油水洗塔2-1的 操作溫度為80°C，操作壓力為0. 6MPa，所得水洗后的抽余油以49噸/小時的流量通過水洗 塔2-1頂部混合0. 36噸/小時的氫氣進入抽余油加氫反應系統(tǒng)3-1進行加氫脫硫，經(jīng)過使 用的水洗水以4. 5噸/小時的流量通過抽余油水洗塔底部直接排出。所述抽余油加氫反應 系統(tǒng)3-1中的加氫反應器的反應溫度為290°C，反應壓力為3. OMPa,氫油比為300，空速為 2. 51T1，所得加氫抽余油以49噸/小時的流量作為柴油調(diào)和產(chǎn)品直接采出。從抽提塔1得 到的抽出油和溶劑的混合物以1071噸/小時的流量通過抽提塔1塔底進入返洗塔5，同時 流量為153噸/小時的返洗劑通過返洗塔5下部進入，返洗塔5的操作溫度為100°C，操作 壓力為0. 7MPa,返洗比0. 7。返洗塔5塔頂采出的抽出油與返洗劑的混合物89. 25噸/小 時通過管線進入抽出油水洗塔2-2中部，與此同時，水洗水15. 6噸/小時進入抽出油水洗 塔2-2上部，所述抽出油水洗塔2-2的操作溫度為80°C，操作壓力為0. 65MPa。水洗后的抽 出油通過抽出油水洗塔2-2塔頂采出，進入抽出油切割塔4，經(jīng)過使用的水洗水15. 6噸/小 時通過抽出油水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4塔頂溫度130°C，塔底溫度為 270°C，塔頂壓力0. 18MPa，塔底壓力0. 21MPa,回流比為8。流量為38. 25噸/小時的返洗劑 從所述抽出油切割塔4頂部采出，與回收塔6頂部采出的返洗劑混合后循環(huán)使用；輕芳烴從 所述抽出油切割塔4的側(cè)線以10. 15噸/小時的流量混合0. 57噸/小時的氫氣進入輕芳 烴加氫反應系統(tǒng)3-2進行加氫脫硫，所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)3-2中的加氫反應器的反應溫度為215°C，反應壓力為3. OMPa，氫油比為300，空速為5. Oh_l，所得加氫輕芳烴以10. 15 噸/小時的流量采出并與所述抽余油加氫反應系統(tǒng)3-1采出的柴油調(diào)和。重芳烴從所述抽 出油切割塔4-2塔的底部以40. 85噸/小時的流量作為產(chǎn)品直接采出。返洗塔5塔底采出 的溶劑和返洗劑的混合物以1134. 75噸/小時的流量進入回收塔6，回收塔6的塔頂溫度 110°C，塔底溫度160°C，頂壓力0. 15MPa，塔底壓力0. 18MPa?；厥账?塔頂采出的返洗劑以 114. 75噸/小時的流量進入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶劑以 1020噸/小時的流量進入抽提塔1上部。所得產(chǎn)品的性質(zhì)見表2-2、2-3。實施例3如圖1所示，是本發(fā)明實施例的流程示意圖，圖中的一些輔助設備如罐、泵、換熱 器、冷凝器等未標出，但這對本領域普通技術人員是公知的。如圖1所示，將餾程為160-365°C，硫含量為3300ppm，密度為835. 6kg/m3，芳烴含 量為33.6%，十六烷值為41. 3的直餾柴油與焦化柴油的混合物(原料性質(zhì)見表3-1)以 100噸/小時的流量和溶劑以520噸/小時的流量一起加入抽提塔1進行抽提，抽提塔1 的溫度為90°C，壓力為0. 5MPa，溶劑比為2，所用溶劑為二甲基亞砜，所得抽余油的餾程為 160-339°C，硫含量為535. lppm，密度為817. 4kg/m3，芳烴含量為13. 4%，十六烷值為49. 1 ； 所得抽出油的餾程為160-392 °C，硫含量為11169. 2ppm，密度為892. lkg/m3，芳烴含量為 91. 1%，十六烷值為19. 2。所得抽余油以74噸/小時的流量通過抽提塔1的頂部進入抽余 油水洗塔2-1中部，同時，水洗水以6. 8噸/小時的流量進入抽余油水洗塔2-1上部，抽余 油水洗塔2-1的操作溫度為100°C，操作壓力為0. 7MPa，所得水洗后的抽余油以74噸/小 時的流量通過水洗塔2-1頂部混合0. 30噸/小時的氫氣進入加氫反應系統(tǒng)3-1進行加氫 脫硫，經(jīng)過使用的水洗水以6. 8噸/小時的流量通過抽余油水洗塔底部直接排出。所述加 氫反應系統(tǒng)3-1中的加氫反應器的反應溫度為260°C，反應壓力為2. OMPa,氫油比為300，空 速為1. 51T1，所得加氫抽余油以74噸/小時的流量作為柴油調(diào)和產(chǎn)品直接采出。從抽提塔 1得到的抽出油和溶劑的混合物以546噸/小時的流量通過抽提塔1塔底進入返洗塔5，同 時流量為78噸/小時的返洗劑通過返洗塔5下部進入，返洗塔5的操作溫度為120°C，操 作壓力為0. 8MPa，返洗比1. 0。返洗塔5塔頂采出的抽出油與返洗劑的混合物49. 4噸/小 時通過管線進入抽出油水洗塔2-2中部，與此同時，水洗水8. 0噸/小時進入抽出油水洗塔 2-2上部，所述抽出油水洗塔2-2的操作溫度為100°C，操作壓力為0. 7MPa。水洗后的抽出 油通過抽出油水洗塔2-2塔頂采出，進入抽出油切割塔4，經(jīng)過使用的水洗水8. 0噸/小時 通過抽出油水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4塔頂溫度140°C，塔底溫度為 390°C，塔頂壓力0. 20MPa，塔底壓力0. 25MPa,回流比為6。流量為23. 4噸/小時的返洗劑 從所述抽出油切割塔4頂部采出，與回收塔6頂部采出的返洗劑混合后循環(huán)使用；輕芳烴從 所述抽出油切割塔4的側(cè)線以5. 04噸/小時的流量混合0. 5噸/小時的氫氣進入輕芳烴 加氫反應系統(tǒng)3-2進行加氫脫硫，所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)3-2中的加氫反應器的反應溫 度為185°C，反應壓力為2. OMPa，氫油比為300，空速為3. 51T1，所得加氫輕芳烴以5. 04噸/ 小時的流量采出并與所述抽余油加氫反應系統(tǒng)3-1采出的柴油調(diào)和；重芳烴從所述抽出油 切割塔4塔的底部以20. 96噸/小時的流量作為產(chǎn)品直接采出；返洗塔5塔底采出的溶劑 和返洗劑的混合物以574. 6噸/小時的流量進入回收塔6，回收塔6的塔頂溫度100°C，塔 底溫度145°C，頂壓力0. 12MPa，塔底壓力0. 15MPa。回收塔6塔頂采出的返洗劑以54. 6噸
12/小時的流量進入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶劑以520噸/小 時的流量進入抽提塔1上部。所得產(chǎn)品的性質(zhì)見表3-2、3-3。表1實施例1原料及產(chǎn)品性質(zhì)表表1-1原料性質(zhì) 表1-2調(diào)和柴油產(chǎn)品性質(zhì)表 表1-3重芳烴產(chǎn)品性質(zhì)表 柴油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；柴油十六烷值用GB/T386測試；柴 油的密度用GB/T1884-1885測試；柴油餾程范圍用GB/T6536測試。
表2實施例2原料及產(chǎn)品性質(zhì)表表2-1原料性質(zhì) 表2-2調(diào)和柴油產(chǎn)品性質(zhì)表 表2-3重芳烴產(chǎn)品性質(zhì)表 柴油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；柴油十六烷值用GB/T386測試；柴 油的密度用GB/T1884-1885測試；柴油餾程范圍用GB/T6536測試。表3實施例3原料及產(chǎn)品性質(zhì)表表3-1原料性質(zhì)柴油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；柴油十六烷值用GB/T386測試；柴 油的密度用GB/T1884-1885測試；柴油餾程范圍用GB/T6536測試。
權利要求
一種制備高質(zhì)量柴油的方法，其步驟如下將直餾柴油和/或催化柴油和/或加氫焦化柴油和溶劑加入抽提裝置進行抽提，分離出抽余油和抽出油；所述抽余油通過抽提裝置頂部進入抽余油水洗塔進行水洗分離，分離出柴油抽余油和水洗水；所述柴油抽余油通過管線進入抽余油加氫反應系統(tǒng)進行加氫脫硫；所述加氫反應系統(tǒng)底部采出的柴油作為柴油調(diào)和組分直接采出；所述抽出油和溶劑通過管線進入返洗塔進行返洗，上部分離出的混合芳烴與返洗劑的混合物進入抽出油水洗塔，下部分離出的溶劑與返洗劑的混合物進入回收塔；所述抽出油水洗塔頂部分離出的混合芳烴與返洗劑的混合物進入抽出油切割塔，所述抽出油水洗塔底部分離出的水經(jīng)處理后循環(huán)使用；所述抽出油切割塔頂部分離出的返洗劑與回收塔頂部分離出的返洗劑混合后通過管線進入抽提裝置的下部與返洗塔下部循環(huán)使用；所述抽出油切割塔側(cè)線分離出的輕芳烴進入輕芳烴加氫系統(tǒng)；所述輕芳烴加氫系統(tǒng)底部采出的加氫芳烴與所述抽余油加氫反應系統(tǒng)底部采出的柴油調(diào)和采出；所述抽出油切割塔底部分離出的重芳烴作為產(chǎn)品直接采出；所述回收塔頂部分離出返洗劑并通過管線進入抽提裝置的下部與返洗塔下部，所述回收塔底部采出的溶劑通過管線進入抽提裝置上部循環(huán)使用。
2.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述抽提裝置為抽提 塔，所述抽提塔的溶劑比為2 6 ；溫度為90 175°C;壓力為0. 5 0. 8MPa(絕)；所述抽 余油的餾程控制在160 345°C ；所述抽出油的餾程控制在160 392°C，所述抽提塔所用 溶劑為環(huán)丁砜，N-甲基吡咯烷酮或二甲基亞砜。
3.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述抽余油水洗塔的 操作溫度為60 100°C ；操作壓力為0. 4 0. 7MPa(絕)；所述柴油抽余油的餾程控制在 160 345°C。
4.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述加氫反應系統(tǒng)中 的催化劑為加氫催化劑GHT-21，GHT-22和GHT-23 ；所述加氫反應系統(tǒng)的加氫反應器的體積 空速比為1. 5 3. 51T1 ；氫/油體積比為300 ；操作溫度為300 360°C，操作壓力為2. 0 4. OMPa (絕)。
5.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述返洗塔的操作溫 度為80 120°C ；操作壓力為0. 5 0. 8MPa(絕)；返洗比為0. 3 1. 0 ；所述抽出油水洗 塔的操作溫度為60 100°C;操作壓力為0. 5 0. 7MPa(絕)；所述抽出油切割塔中的塔頂 溫度為110 140°C，塔底溫度為370 390°C ；塔頂壓力為0. 15 0. 2MPa(絕)，塔底壓 力為0. 18 0. 25MPa (絕)，回流比為6 10，在所述輕芳烴的餾程控制在160 205°C ； 所述重芳烴的餾程控制在205-392°C ；所述回收塔的塔頂溫度為100 120°C，塔底溫度為 145 180°C ；塔頂壓力為0. 12 0. 20MPa(絕)，塔底壓力為0. 15 0. 24MPa(絕)。
6.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述輕芳烴加氫反應 系統(tǒng)中的催化劑為加氫催化劑GHT-21，GHT-22和GHT-23 ；所述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)中的加 氫反應器的體積空速比為2. 0 5. Oh—1 ；氫/油體積比為300 ；操作溫度為160 215°C，操 作壓力為1. 0 3. OMPa(絕)。
7.根據(jù)權利要求1所述的制備高質(zhì)量柴油的方法，其特征在于所述加氫反應系統(tǒng)，所 述輕芳烴加氫反應系統(tǒng)以及所述重芳烴加氫反應系統(tǒng)中的全部加氫催化劑GHT-21，GHT-22 和GHT-23從上到下依次堆積，其理化性質(zhì)分別如下表所示2 GHT-23的理化性質(zhì)
全文摘要
本發(fā)明涉及一種帶有雙加氫裝置制備高質(zhì)量柴油的方法，其步驟如下將原料加入抽提裝置分離出抽余油和抽出油；所述抽余油通過抽提裝置進入抽余油水洗塔，分離出柴油抽余油；產(chǎn)品進入抽余油加氫系統(tǒng)，采出的柴油作為柴油調(diào)和組分；所述抽出油進入返洗塔，分離出的混合芳烴進入抽出油水洗塔及切割塔，分離出的輕芳烴進入輕芳烴加氫系統(tǒng)，加氫芳烴與所述柴油調(diào)和采出。與普通柴油加氫精制的方式相比，本發(fā)明的加氫裝置僅針對抽余油或特別要求下的抽出油；本發(fā)明處理的原料多樣化；本發(fā)明將芳烴從柴油中分離出來，提高了柴油的十六烷值并降低了凝點；本發(fā)明在滿足柴油凝點及芳烴含量的情況下，將芳烴組分部分或全部調(diào)和進入柴油中，增加柴油產(chǎn)量。
文檔編號C10G67/00GK101921623SQ20101027376
公開日2010年12月22日 申請日期2010年9月7日 優(yōu)先權日2009年9月18日
發(fā)明者丁冉峰 申請人:北京金偉暉工程技術有限公司