CN101914389B - 一种带有双加氢系统的制备高质量柴油的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种带有双加氢系统的制备高质量柴油的方法，其步骤如下：原料经抽提装置分离出抽余油和抽出油；所述抽余油进入抽余油水洗塔分离，随后进入抽余油加氢反应系统脱硫，得到的加氢柴油作为产品直接采出；所述抽出油进入返洗塔及水洗塔，分离出混合芳烃与痕量返洗剂的混合物；混合物进入抽出油切割塔，所分离出的混合芳烃进入抽出油加氢反应系统，得到脱硫混合芳烃直接采出。与普通柴油加氢精制的方式相比，本发明的加氢装置仅针对抽余油或特别要求下的抽出油；处理的原料多样化；本发明将芳烃从柴油中分离出来，提高了柴油的十六烷值并降低了凝点；在满足柴油凝点及芳烃含量的情况下，将芳烃组分部分或全部调和入柴油中，增加柴油产量。
Description
技术领域
本发明涉及一种柴油的制备方法，特别涉及一种带有双加氢系统的制备高质量柴油的方法。
背景技术
催化裂化、催化裂解及重油催化裂解技术是炼油的核心技术，催化裂化分为蜡油催化裂化、重油催化裂化；从这些工艺生产的生成油统称为催化烃，所得催化烃经过加工处理，一般是分馏塔分馏，可以分馏出干汽、液化汽、柴油、柴油、重油等产品，其中柴油、柴油占据市场上柴油、柴油供应总量的70％以上。
随着环保要求的越来越严格，石油产品(燃料)的规格也变得越来越严格。以柴油为例，近几年新的柴油规格已在美国、欧洲、日本等国相继实施，我国也在2002年元月实施GB 252-2000柴油新标准。在新标准下，现有的催化柴油经过分馏塔分馏的加工处理方法显出以下不足：一个是该处理方法所生产的柴油质量有待提高，柴油的十六烷值偏低，安定性不符合要求；二是上述处理方法所需要的加氢规模偏大，造成全厂氢耗过高；三是所生产的柴油十六烷值过低，无法满足市场要求。影响柴油产品质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质量的核心问题，目前增加催化柴油十六烷值的主要措施是高压加氢及高压加氢组合技术，经高压加氢及高压加氢组合技术处理后的催化柴油十六烷值有较大幅度提高，但该技术的建设投资巨大、操作成本很高、受氢气资源限制。
上述措施存在下列问题：①建设投资巨大、操作费用高、规模受到原料的限制，同时存在资源的不合理利用；②采用新型催化剂，可增加柴油的十六烷值，但是，会导致氢耗的大幅度增加；③调整柴油馏程范围，增加柴油十六烷值的措施，调整余度不大，也会导致柴油中的硫含量增加。
目前欧洲已经开始实行新的欧VI柴油标准，其中要求柴油的硫含量不大于0.005％(wt)，芳烃含量不大于15％，密度不大于825kg/m3，多环芳烃不大于2％。对于我国的大多数炼油厂而言，同样也必须面对更高的国家IV柴油标准要求：硫含量不大于0.005％(wt)，芳烃含量不大于15％。柴油质量解决方案必须考虑从国家III柴油标准到国家IV柴油标准的过渡，较好的规划方案应该是一次性按照国家IV柴油标准规划方案。
由于我国柴油产品中各调和组分的比例与发达国家差别很大，催化裂化柴油占有很高的比例，而且，这种状况将长期存在。因此，柴油质量升级所要解决的降硫和提高十六烷值的问题亟待解决。
因此，提供一种低成本、低能耗、无污染制备低硫含量且十六烷值高的调和柴油的处理系统及其方法就成为该技术领域急需解决的技术难题。
发明内容
本发明的目的之一是提供一种低成本、低能耗、低氢耗、无污染制备低硫含量并且提高柴油十六烷值的系统。
为实现上述目的，本发明采取以下技术方案：
一种制备高质量柴油的系统，包括抽提装置；其特征在于：所述抽提装置顶部通过管线与抽余油水洗塔相连接；所述抽余油水洗塔顶部通过管线与抽余油加氢反应系统相连；所述抽余油加氢反应系统底部通过管线直接采出产品；所述抽提装置底部通过管线与返洗塔相连接；所述返洗塔顶部通过管线与抽出油水洗塔相连接；所述返洗塔底部通过管线与回收塔相连接；所述抽出油水洗塔顶部通过管线与抽出油切割塔相连接；所述抽出油切割塔顶部通过管线与回收塔以及所述抽提装置的下部和所述返洗塔的下部相连接；所述抽出油切割塔底部通过管线与加氢反应系统相连接；所述加氢反应系统底部通过管线直接采出混合芳烃产品；所述回收塔顶部通过管线分别与所述抽提装置的下部和所述返洗塔的下部相连接；所述回收塔底部通过管线与所述抽提装置的上部相连接。
本发明的另一目的是提供上述高质量柴油的制备方法。
本发明的上述目的是通过以下技术方案达到的：
一种制备高质量柴油的方法，其步骤如下：将直馏柴油和/或催化柴油和/或加氢焦化柴油与溶剂混合后，一起加入抽提装置进行抽提，分离出抽余油和抽出油；所述抽余油通过抽提装置上部进入抽余油水洗塔进行水洗分离，所述抽余油水洗塔顶部分离出的柴油抽余油进入抽余油加氢反应系统加氢脱硫，所述抽余油水洗塔底部分离出的水洗水经处理后循环使用；所述抽余油加氢反应系统下部得到的加氢柴油作为产品直接采出；所述抽提装置下部分离出的抽出油与溶剂的混合物通过管线进入返洗塔进行返洗，所述返洗塔的上部分离出混合芳烃与痕量返洗剂的混合物，所述返洗塔下部分离出溶剂与返洗剂的混合物；所述混合芳烃与痕量返洗剂的混合物进入抽出油水洗塔进行水洗，所述抽出油水洗塔上部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物，下部分离出的水洗水经处理后循环使用；所述抽出油水洗塔分离出的混合芳烃与痕量返洗剂进入抽出油切割塔，所述抽出油切割塔的顶部分馏出的返洗剂与回收塔回收的返洗剂混合后分别进入返洗塔下部和抽提装置下部循环使用，所述抽出油切割塔的塔底分离出的混合芳烃进入抽出油加氢反应系统，所述抽出油加氢反应系统下部得到的脱硫混合芳烃直接采出；所述返洗塔分离出的溶剂及返洗剂的混合物进入回收塔，经回收塔分离出的返洗剂通过回收塔上部采出并通过管线分别进入抽提装置的下部和返洗塔的下部循环使用，回收塔下部采出的溶剂通过管线进入抽提装置的上部循环使用。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽余油加氢反应系统下部得到的加氢柴油和所述抽出油加氢反应系统下部得到的脱硫混合芳烃部分或全部调和后采出。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽提装置为抽提塔，所述抽提塔的溶剂比为2～6；温度为90～175℃；压力为0.5～0.8MPa(绝)；所述抽余油的馏程控制在160～346℃；所述抽出油的馏程控制在160～390℃，所述抽提塔所用溶剂为环丁砜，N-甲基吡咯烷酮或二甲基亚砜。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽提装置为抽提塔，所述抽提塔的溶剂比为4；温度为150℃；塔顶压力为0.65MPa(绝)，所述抽提塔采用的溶剂为环丁砜。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽余油水洗塔的温度为60～100℃；抽余油水洗塔的压力为0.4～0.7MPa(绝)；所述柴油抽余油的馏程控制在160～346℃。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽余油水洗塔的温度为80℃；抽余油水洗塔的压力为0.55MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽余油加氢反应系统中的催化剂为加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23；所述抽余油加氢反应系统的加氢反应器的体积空速比为1.5～3.5h-1；氢/油体积比为300；操作温度为260～320℃，操作压力为2.0～4.0MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述返洗塔的温度为80～120℃；返洗塔的压力为0.5～0.8MPa(绝)；所述返洗塔的返洗比为0.3～1.0。
一种优选技术方案，其特征在于：所述返洗塔的温度为98℃；返洗塔的压力为0.6MPa(绝)；所述返洗塔的返洗比为0.6(对进料)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽出油水洗塔的温度为60～100℃；抽出油水洗塔的压力为0.5～0.7MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽出油水洗塔的温度为90℃；抽出油水洗塔的压力为0.6MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽出油加氢反应系统中的催化剂为加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23；所述抽出油加氢反应系统的加氢反应器的体积空速比为1.0～2.0h-1；氢/油体积比为300；操作温度为280～340℃，操作压力为4.0～6.0MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽出油切割塔中的塔顶温度为110～140℃，塔底温度为260～290℃；塔顶压力为0.15～0.2MPa(绝)，塔底压力为0.18～0.25MPa(绝)，回流比为0.5～2.0；所述混合芳烃的馏程控制在160～390℃。
一种优选技术方案，其特征在于：所述抽出油切割塔中的塔顶温度为120℃，塔底温度为275℃；塔顶压力为0.17MPa(绝)，塔底压力为0.21MPa(绝)，回流比为1；所述混合芳烃的馏程控制在160～390℃。
一种优选技术方案，其特征在于：所述回收塔的塔顶温度为100～120℃，塔底温度为145～180℃；所述回收塔的塔顶压力为0.12～0.20MPa(绝)，塔底压力为0.15～0.24MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述回收塔的塔顶温度为110℃，塔底温度为177℃；塔顶压力为0.14MPa(绝)，塔底压力为0.16MPa(绝)。
一种优选技术方案，其特征在于：所述加氢反应系统中的全部加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23从上到下依次堆积，其理化性质分别如下表所示。
GHT-21的理化性质
| 指标名称 | 单位 | GHT-21 |
| 外观 | - | 灰色三叶型 |
| 规格 | mm | Φ1.5-2.0 |
| 强度 | N/cm | 180 |
| 堆密度 | g/ml | 0.75 |
| 比表面积 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.5-0.6 |
| WO3 | m％ | 10 |
| NiO | m％ | 2.1 |
| CoO | m％ | 0.16 |
| Na2O | m％ | ＜0.09 |
| Fe2O3 | m％ | ＜0.06 |
| SiO2 | m％ | ＜0.60 |
| 载体 | m％ | 82.4 |
GHT-22的理化性质
| 指标名称 | 单位 | GHT-22 |
| 外观 | - | 灰色三叶型 |
| 规格 | mm | Φ1.5-2.0 |
| 强度 | N/cm | 180 |
| 堆密度 | g/ml | 0.73 |
| 比表面积 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.5-0.6 |
| WO3 | m％ | 15 |
| NiO | m％ | 1.7 |
| CoO | m％ | 0.15 |
| Na2O | m％ | ＜0.09 |
| Fe2O3 | m％ | ＜0.06 |
| SiO2 | m％ | ＜0.60 |
| 载体 | m％ | 82.4 |
GHT-23的理化性质
| 指标名称 | 单位 | GHT-23 |
| 外观 | - | 圆柱状 |
| 规格 | mm | Φ4.0-4.5 |
| 强度 | N/cm | 250 |
| 堆密度 | g/ml | 0.80 |
| 比表面积 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.5-0.6 |
| WO3 | m％ | 5.5 |
| NiO | m％ | 1.0 |
| CoO | m％ | 0.15 |
| Na2O | m％ | ＜0.09 |
| Fe2O3 | m％ | ＜0.06 |
| SiO2 | m％ | ＜0.60 |
| 载体 | m％ | 82.4 |
本发明的直馏柴油、催化柴油和焦化柴油可以是任意比例。
本发明所用返洗塔、水洗塔、回收塔以及切割塔为常规的返洗塔、水洗塔、回收塔以及切割塔。所用的抽提装置为专利号为200310103541.9和200310103540.4中公开的抽提系统，包括溶剂回收及水洗系统。
本发明所用加氢反应系统为现有的加氢系统，包括加热炉，换热器，高压分离器，空气冷凝器、水冷凝器、稳定塔等。
有益效果：
本发明的制备低含硫量和低烯烃含量柴油的方法的优点是：与普通柴油加氢精制的方式相比，本发明的加氢装置仅针对抽余油或特别要求下的抽出油，规模小，成本低；同时，本发明处理的原料多样化，不仅处理直馏柴油，还可以处理催化柴油和以及焦化柴油的混合物；而且，本发明将芳烃从柴油中分离出来，大大提高了柴油的十六烷值，降低了柴油凝点；最后，本发明可以根据实际情况，在满足柴油凝点及芳烃含量的情况下，将芳烃组分部分或全部调和进入柴油中，增加柴油产量。
下面通过附图和具体实施方式对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保护范围的限制。
附图说明
图1为本发明实施例的流程示意图。
下面通过具体实施方式对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保护范围的限制。
具体实施方式
实施例1
图1是本实施例的流程示意图，图中的一些辅助设备如分离罐、泵等未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。
如图1所示，将馏程为160～365℃，硫含量为4000ppm，密度为815.2kg/m3，芳烃含量为22％，十六烷值为44的直馏柴油(原料性质见表1-1)以100吨/小时的流量和溶剂以400吨/小时的流量一起加入抽提塔1进行抽提，抽提塔1的温度为175℃，压力为0.8MPa，溶剂比为6，所用溶剂为环丁砜，所得抽余油的馏程为160～344℃，硫含量为600ppm，密度为801.4kg/m3，芳烃含量为4.6％，十六烷值为50.8；所得抽出油的馏程为160～389℃，硫含量为17600ppm，密度为875.5kg/m3，芳烃含量为91.5％，十六烷值为17。所得抽余油以80吨/小时的流量通过抽提塔1的顶部进入抽余油水洗塔2-1中部，同时，水洗水以7.3吨/小时的流量进入抽余油水洗塔2-1上部，抽余油水洗塔2-1的顶部温度为60℃，顶压力为0.4MPa，所得水洗后的抽余油以80吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部混合0.4吨/小时的氢气进入抽余油加氢反应系统3-1进行加氢脱硫，经过使用的水洗水以7.3吨/小时的流量通过抽余油水洗塔底部直接排出。所述抽余油加氢反应系统3-1中的加氢反应器的反应温度为260℃，反应压力为2.0MPa，氢油比为300，空速为1.5h-1，所得加氢抽余油以80吨/小时的流量和抽出油加氢反应系统3-2中加氢反应器底部采出的混合芳烃20吨/小时调和，调和后的产物作为产品直接采出；所述加氢抽余油的馏程为160～342℃，硫含量为150ppm，密度为794.0kg/m3，芳烃含量为4.06％，十六烷值为57.3。从抽提塔1得到的抽出油和溶剂的混合物以420吨/小时的流量通过抽提塔1塔底进入返洗塔5，同时流量为60吨/小时的返洗剂通过返洗塔5下部进入返洗塔5，返洗塔5的操作温度为80℃，操作压力为0.5MPa，返洗比0.3。返洗塔5塔顶采出的抽出油与返洗剂的混合物以24.0吨/小时的流量通过管线进入抽出油水洗塔2-2中部，与此同时，水洗水6.1吨/小时进入抽出油水洗塔2-2上部，所述抽出油水洗塔2-2的操作温度为60℃，操作压力为0.5MPa。水洗后的抽出油通过抽出油水洗塔2-2塔顶采出，进入抽出油切割塔4，经过使用的水洗水6.1吨/小时通过抽出油水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4的塔顶温度110℃，塔底温度为280℃，塔顶压力0.15MPa，塔底压力0.18MPa，回流比为0.5。流量为12.0吨/小时的返洗剂从所述抽出油切割塔4顶部采出，与回收塔6顶部采出的返洗剂混合后进入返洗塔5和抽提塔1循环使用；抽出油切割塔4底部采出的混合芳烃以20吨/小时的流量再混合1.81吨/小时的氢气一起进入抽出油加氢反应系统3-2加氢脱硫。所述抽出油加氢反应系统3-2中的抽出油加氢反应器的反应温度为280℃，反应压力为4.0MPa，氢油比为300，空速为1.0h-1，所得混合芳烃以20吨/小时的流量和抽余油加氢反应系统3-1底部采出的以80吨/小时流量的加氢抽余油调和，调和后的产物作为产品直接采出。返洗塔5塔底采出的溶剂和返洗剂的混合物以448吨/小时的流量进入回收塔6，回收塔6的塔顶温度120℃，塔底温度180℃，顶压力0.2MPa，塔底压力0.24MPa。回收塔6塔顶采出的返洗剂以48吨/小时的流量进入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶剂以400吨/小时的流量进入抽提塔1上部。所得调和柴油产品性质见表1-2。
实施例2
图1是本实施例的流程示意图，图中的一些辅助设备如分离罐、泵等未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。
如图1所示，将馏程为160～365℃，硫含量为3000ppm，密度为853.8kg/m3，芳烃含量为48％，十六烷值为35的催化柴油(原料性质见表2-1)以100吨/小时的流量和溶剂以800吨/小时的流量一起加入抽提塔1进行抽提，抽提塔1的温度为150℃，压力为0.65MPa，溶剂比为4，所用溶剂为N-甲基吡咯烷酮，所得抽余油的馏程为160～346℃，硫含量为2000ppm，密度为827.2kg/m3，芳烃含量为20％，十六烷值为47；所得抽出油的馏程为160～386℃，硫含量为4500ppm，密度为897.1kg/m3，芳烃含量为90.0％，十六烷值为17。所得抽余油以60吨/小时的流量通过抽提塔1的顶部进入抽余油水洗塔2-1中部，同时，水洗水以5.5吨/小时的流量进入抽余油水洗塔2-1上部，抽余油水洗塔2-1的顶部温度为80℃，顶压力为0.55MPa，所得水洗后的抽余油以50吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部混合1.02吨/小时的氢气进入抽余油加氢反应系统3-1进行加氢脱硫，经过使用的水洗水以5.5吨/小时的流量通过抽余油水洗塔底部直接排出。所述抽余油加氢反应系统3-1中的加氢反应器的反应温度为300℃，反应压力为3.0MPa，氢油比为300，空速为2.5h-1，所得加氢抽余油以60吨/小时的流量和抽出油加氢反应系统3-2底部采出的流量为40吨/小时的混合芳烃调和，调和后的产物作为产品直接采出；所述加氢抽余油的馏程为160～343℃，硫含量为450ppm，密度为822.9kg/m3，芳烃含量为20％，十六烷值为48.1。从抽提塔1得到的抽出油和溶剂的混合物以840吨/小时的流量通过抽提塔1塔底进入返洗塔5，同时流量为120吨/小时的返洗剂通过返洗塔5下部进入，返洗塔5的操作温度为100℃，操作压力为0.65MPa，返洗比0.6。返洗塔5塔顶采出的抽出油与返洗剂的混合物40吨/小时通过管线进入抽出油水洗塔2-2中部，与此同时，水洗水12.2吨/小时进入抽出油水洗塔2-2上部，所述抽出油水洗塔2-2的操作温度为80℃，操作压力为0.65MPa。水洗后的抽出油通过抽出油水洗塔2-2塔顶采出，进入抽出油切割塔4，经过使用的水洗水12.2吨/小时通过抽出油水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4塔顶温度125℃，塔底温度为300℃，塔顶压力0.17MPa，塔底压力0.21MPa，回流比为1.2。流量为37.5吨/小时的返洗剂从所述抽出油切割塔4顶部采出，与回收塔6顶部采出的返洗剂混合后循环使用；抽出油切割塔4塔底采出的混合芳烃以40吨/小时的流量混合0.63吨/小时的氢气一起进入抽出油加氢系统3-2进行加氢脱硫，所述抽出油加氢反应系统3-2中的加氢反应器的反应温度为310℃，反应压力为5.0MPa，氢油比为300，空速为1.5h-1，所得混合芳烃以40吨/小时的流量和抽余油加氢反应系统3-1底部采出的以60吨/小时流量的加氢抽余油调和，调和后的产物作为产品直接采出。返洗塔5塔底采出的溶剂和返洗剂的混合物以890吨/小时的流量进入回收塔6，回收塔6的塔顶温度110℃，塔底温度160℃，顶压力0.15MPa，塔底压力0.17MPa。回收塔6塔顶采出的返洗剂以90吨/小时的流量进入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶剂以800吨/小时的流量进入抽提塔1上部。所得调和柴油产品性质见表2-2。
实施例3
图1是本实施例的流程示意图，图中的一些辅助设备如分离罐、泵等未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。
如图1所示，将馏程为160～365℃，硫含量为2000ppm，密度为839.7kg/m3，芳烃含量为33％，十六烷值为40的直馏柴油与催化柴油的混合物(原料性质见表3-1)以100吨/小时的流量和溶剂以500吨/小时的流量一起加入抽提塔1进行抽提，抽提塔1的温度为90℃，压力为0.5MPa，溶剂比为2，所用溶剂为二甲基亚砜，所得抽余油的馏程为160～343℃，硫含量为1067ppm，密度为821.6kg/m3，芳烃含量为14.0％，十六烷值为47.7；所得抽出油的馏程为160～390℃，硫含量为4800ppm，密度为899.1kg/m3，芳烃含量为90.0％，十六烷值为17。所得抽余油以75吨/小时的流量通过抽提塔1的顶部进入抽余油水洗塔2-1中部，同时，水洗水以6.8吨/小时的流量进入抽余油水洗塔2-1上部，抽余油水洗塔2-1的顶部温度为100℃，顶压力为0.7MPa，所得水洗后的抽余油以70吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部混合0.44吨/小时的氢气进入抽余油加氢反应系统3-1进行加氢脱硫，经过使用的水洗水以6.8吨/小时的流量通过抽余油水洗塔底部直接排出。所述抽余油加氢反应系统3-1中的加氢反应器的反应温度为320℃，反应压力为4.0MPa，氢油比为300，空速为3.5h-1，所得加氢抽余油以75吨/小时的流量和抽出油加氢反应系统3-2底部采出的流量为25吨/小时的混合芳烃调和，调和后的产物作为产品直接采出；所述加氢抽余油的馏程为160～343℃，硫含量为533.3ppm，密度为821.6kg/m3，芳烃含量为14.0％，十六烷值为48.6。从抽提塔1得到的抽出油和溶剂的混合物以525吨/小时的流量通过抽提塔1塔底进入返洗塔5，同时流量为75吨/小时的返洗剂通过返洗塔5下部进入，返洗塔5的操作温度为120℃，操作压力为0.8MPa，返洗比1.0。返洗塔5塔顶采出的抽出油与返洗剂的混合物47.5吨/小时通过管线进入抽出油水洗塔2-2中部，与此同时，水洗水7.6吨/小时进入抽出油水洗塔2-2上部，所述抽出油水洗塔2-2的操作温度为100℃，操作压力为0.7MPa。水洗后的抽出油通过抽出油水洗塔2-2塔顶采出，进入抽出油切割塔4，经过使用的水洗水7.6吨/小时通过抽出油水洗塔2-2底部直接排出。所述抽出油切割塔4塔顶温度140℃，塔底温度为290℃，塔顶压力0.2MPa，塔底压力0.25MPa，回流比为2。流量为22.5吨/小时的返洗剂从所述抽出油切割塔4顶部采出，与回收塔6顶部采出的返洗剂混合后进入返洗塔5和抽提塔1循环使用；抽出油切割塔塔底采出的混合芳烃以25吨/小时的流量混合0.63吨/小时的氢气一起进入抽出油加氢系统3-2进行加氢脱硫，所述抽出油加氢反应系统3-2中的加氢反应器的反应温度为340℃，反应压力为6.0MPa，氢油比为300，空速为2.0h-1，所得混合芳烃以25吨/小时的流量和抽余油加氢反应系统3-1底部采出的以75吨/小时流量的加氢抽余油调和，调和后的产物作为产品直接采出。返洗塔5塔底采出的溶剂和返洗剂的混合物以552.5吨/小时的流量进入回收塔6，回收塔6的塔顶温度100℃，塔底温度145℃，顶压力0.12MPa，塔底压力0.14MPa。回收塔6塔顶采出的返洗剂以52.5吨/小时的流量进入返洗塔5下部及抽提塔1的下部，回收塔6塔底采出的溶剂以500吨/小时的流量进入抽提塔1上部。所得调和柴油产品性质见表3-2。
实施例4
其它与实施例1相同，不同之处在于：所述抽出油加氢反应系统3-1下部得到的脱硫混合芳烃直接采出，所述抽余油加氢反应系统3-1进行加氢脱硫后的加氢柴油直接采出。
表1实施例1原料及产品性质表
表1-1原料性质
表1-2调和柴油产品性质表
柴油中的芳烃含量用GB11132-2002方法测试；柴油十六烷值用GB/T386测试；柴油的密度用GB/T1884-1885测试；柴油馏程范围用GB/T6536测试。
表2实施例2原料及产品性质表
表2-1原料性质
表2-2调和柴油产品性质表
柴油中的芳烃含量用GB11132-2002方法测试；柴油十六烷值用GB/T386测试；柴油的密度用GB/T1884-1885测试；柴油馏程范围用GB/T6536测试。
表3实施例3原料及产品性质表
表3-1原料性质
表3-2调和柴油产品性质表
柴油中的芳烃含量用GB11132-2002方法测试；柴油十六烷值用GB/T386测试；柴油的密度用GB/T1884-1885测试；柴油馏程范围用GB/T6536测试。
Claims (8)
1.一种制备高质量柴油的方法，其步骤如下：将直馏柴油和/或催化柴油和/或加氢焦化柴油与溶剂混合后，一起加入抽提装置进行抽提，分离出抽余油和抽出油；所述抽余油通过抽提装置上部进入抽余油水洗塔进行水洗分离，所述抽余油水洗塔顶部分离出的柴油抽余油进入抽余油加氢反应系统加氢脱硫，所述抽余油水洗塔底部分离出的水洗水经处理后循环使用；所述抽余油加氢反应系统下部得到的加氢柴油作为产品直接采出；所述抽提装置下部分离出的抽出油与溶剂的混合物通过管线进入返洗塔进行返洗，所述返洗塔的上部分离出混合芳烃与痕量返洗剂的混合物，所述返洗塔下部分离出溶剂与返洗剂的混合物；所述混合芳烃与痕量返洗剂的混合物进入抽出油水洗塔进行水洗，所述抽出油水洗塔上部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物，下部分离出的水洗水经处理后循环使用；所述抽出油水洗塔分离出的混合芳烃与痕量返洗剂进入抽出油切割塔，所述抽出油切割塔的顶部分馏出的返洗剂与回收塔顶部回收的返洗剂混合后通过管线分别进入返洗塔下部和抽提装置下部循环使用，所述抽出油切割塔的塔底分离出的混合芳烃进入抽出油加氢反应系统，所述抽出油加氢反应系统下部得到的脱硫混合芳烃直接采出；所述返洗塔分离出的溶剂及返洗剂的混合物进入回收塔，经回收塔分离出的返洗剂通过回收塔上部采出并通过管线分别进入抽提装置的下部和返洗塔的下部循环使用，回收塔下部采出的溶剂通过管线进入抽提装置的上部循环使用。
2.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述抽余油加氢反应系统下部得到的加氢柴油和所述抽出油加氢反应系统下部得到的脱硫混合芳烃部分或全部调和后采出。
3.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述抽提装置为抽提塔，所述抽提塔的溶剂比为2~6；温度为90~175℃；压力为绝压0.5~0.8MPa；所述抽余油的馏程控制在160~346℃；所述抽出油的馏程控制在160~390℃，所述抽提塔所用溶剂为环丁砜，N-甲基吡咯烷酮或二甲基亚砜。
4.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述抽余油水洗塔的温度为60~100℃；抽余油水洗塔的压力为绝压0.4~0.7MPa；所述柴油抽余油的馏程控制在160~346℃。
5.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述抽余油加氢反应系统中的催化剂为加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23；所述抽余油加氢反应系统的加氢反应器的体积空速比为1.5~3.5h-1；氢/油体积比为300；操作温度为260~320℃，操作压力为 绝压2.0~4.0MPa，加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23的理化性质分别如下表所示：
GHT-21的理化性质
GHT-22的理化性质
GHT-23的理化性质
。
6.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述返洗塔的温度为80~120℃；返洗塔的压力为绝压0.5~0.8MPa；所述返洗塔的返洗比为0.3~1.0；所述抽出油水洗塔的温度为60~100℃；抽出油水洗塔的压力为绝压0.5~0.7MPa。
7.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述抽出油加氢反应系统中的催化剂为加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23；所述抽出油加氢反应系统的加氢反应器的体积空速比为1.0~2.0h-1；氢/油体积比为300；操作温度为280~340℃，操作压力为 绝压4.0~6.0MPa；所述抽出油切割塔中的塔顶温度为110~140℃，塔底温度为260~290℃；塔顶压力为绝压0.15~0.2MPa，塔底压力为绝压0.18~0.25MPa，回流比为0.5~2.0；所述混合芳烃的馏程控制在160~390℃；所述回收塔的塔顶温度为100~120℃，塔底温度为145~180℃；所述回收塔的塔顶压力为绝压0.12~0.20MPa，塔底压力为绝压0.15~0.24MPa，加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23的理化性质分别如下表所示：
GHT-21的理化性质
GHT-22的理化性质
GHT-23的理化性质
。
8.根据权利要求1所述的制备高质量柴油的方法，其特征在于：所述加氢反应系统中的全部加氢催化剂GHT-21，GHT-22和GHT-23从上到下依次堆积，其理化性质分别如下表所示：
GHT-21的理化性质
GHT-22的理化性质
GHT-23的理化性质
。
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