CN101921622A - 一种针对抽余油加氢制备高质量柴油的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种针对抽余油加氢制备高质量柴油的方法，其步骤如下：抽提装置分离出抽余油和抽出油；所述抽余油进入水洗塔，并直接采出柴油产品；所述抽出油进入返洗塔及水洗塔，分离出混合芳烃与返洗剂的混合物；所得产物进入切割塔处理；分离出的重芳烃进入加氢反应系统进行加氢脱硫；所述脱硫重芳烃部分作为柴油调和组分采出或者部分或全部与所述柴油抽余油混合后作为调和柴油产品。与普通柴油加氢精制方式相比，本发明的加氢装置仅针对抽余油或特别要求下的抽出油；本发明处理的原料多样化；将芳烃分离出来，提高了柴油的十六烷值，降低了柴油凝点；并可以在满足柴油凝点及芳烃含量的情况下，将芳烃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，特别涉及一种针对抽余油加氢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回收塔中部相连接；所述抽出油水洗塔底部分离出的水经处理后循环使用；所述回收塔顶部通过管线分别与返洗塔和抽提装置相连接；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；所述抽出油切割塔顶部通过管线分别与所述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/或加氢焦化柴油和溶剂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，与此同时，加入水洗水，分离出柴油抽余油和水洗水；所述柴油抽余油从所述抽余油水洗塔顶部通过管线直接采出柴油产品；所述水洗水从所述抽余油水洗塔底部采出，经处理后循环使用；所述抽出油和溶剂通过管线进入返洗塔进行返洗，所述返洗塔上部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物进入抽出油水洗塔，所述返洗塔下部分离出溶剂与返洗剂的混合物进入回收塔处理；所述抽出油水洗塔顶部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物进入抽出油切割塔处理，所述抽出油水洗塔底部分离出的水经处理后循环使用；所述抽出油切割塔顶部分离出的返洗剂与回收塔顶部分离出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；所述抽出油切割塔底部分离出的重芳烃通过管线进入加氢反应系统进行加氢脱硫；所述加氢反应系统下部得到的脱硫重芳烃部分作为柴油调和组分采出或者部分或全部与所述柴油抽余油混合后作为调和柴油产品；所述回收塔顶部分离出的返洗剂通过管线进入抽提装置的下部与返洗塔下部，所述回收塔底部采出的溶剂通过管线进入抽提装置上部循环使用。
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160-344℃；所述抽出油的馏程控制在160～392℃，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℃；压力为0.4～0.7MPa(绝)；所述柴油抽余油的馏程控制在160～344℃。
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℃；压力为0.55MPa(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)；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)；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160～392℃。
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160～392℃。
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167℃；塔顶压力为0.17MPa(绝)，塔底压力为0.19MPa(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3200ppm，密度为817.3kg/m3，芳烃含量为202％，十六烷值为50.5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300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160～345℃，硫含量为451.8ppm，密度为801.4kg/m3，芳烃含量为7.5％，十六烷值为55.7；所得抽出油的馏程为160～387℃，硫含量为18773.3ppm，密度为920.8kg/m3，芳烃含量为90.9％，十六烷值为21。所得抽余油以85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7.7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85吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部采出后，与加氢系统3底部采出的流量为15吨/小时的混合芳烃调和后直接作为产品，经过使用的水洗水以7.7吨/小时的流量通过抽余油水洗塔底部直接排出。
从抽提塔1得到的抽出油和溶剂的混合物以315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45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24.0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4.6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4.6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9.0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分别进入返洗塔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/小时的流量混合2.64吨/小时的氢气一起进入加氢反应系统3。所述加氢反应系统3中的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15吨/小时的流量和抽余油水洗塔2-1顶部采出的以85吨/小时流量的抽余油调和，调和后的柴油产品作为产品直接采出。返洗塔5塔底采出的溶剂和返洗剂的混合物以336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36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300吨/小时的流量进入抽提塔1上部。所得调和柴油产品的性质见表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3400ppm，密度为843.8kg/m3，芳烃含量为41％，十六烷值为36.5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700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160～344℃，硫含量为786.4ppm，密度为827.2kg/m3，芳烃含量为13.3％，十六烷值为47.5；所得抽出油的馏程为160～388℃，硫含量为8257ppm，密度为876.5kg/m3，芳烃含量为92.4％，十六烷值为16。所得抽余油以65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5.9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65吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部采出后，与加氢系统3底部采出的流量为35吨/小时的混合芳烃调和后直接作为产品，经过使用的水洗水以5.9吨/小时的流量通过抽余油水洗塔底部直接排出。从抽提塔1得到的抽出油和溶剂的混合物以735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105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61.25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10.7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10.7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26.25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35吨/小时的流量混合2.93吨/小时的氢气一起进入加氢系统3进行加氢脱硫，所述加氢反应系统3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35吨/小时的流量和抽余油水洗塔2-1顶部采出的以65吨/小时流量的抽余油调和，调和后的柴油产品作为产品直接采出。返洗塔5塔底采出的溶剂和返洗剂的混合物以778.75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78.75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700吨/小时的流量进入抽提塔1上部。所得调和柴油产品的性质见表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1800ppm，密度为835.6kg/m3，芳烃含量为33％，十六烷值为40的直馏柴油与焦化柴油的混合物(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160-342℃，硫含量为360ppm，密度为817.7kg/m3，芳烃含量为10.6％，十六烷值为46.3；所得抽出油的馏程为160-392℃，硫含量为6120ppm，密度为894.3kg/m3，芳烃含量为92.2％，十六烷值为19。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75吨/小时的流量通过水洗塔2-1顶部采出后，与加氢系统3底部采出的流量为25吨/小时的混合芳烃调和后直接作为产品，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。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1.50吨/小时的氢气一起进入加氢系统3进行加氢脱硫，所述加氢反应系统3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，调和后的柴油产品作为产品直接采出。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。所得调和柴油产品的性质见表3-2。
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/T1884一1885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 (9)
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/或加氢焦化柴油和溶剂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，与此同时，加入水洗水，分离出柴油抽余油和水洗水；所述柴油抽余油从所述抽余油水洗塔顶部通过管线直接采出柴油产品；所述水洗水从所述抽余油水洗塔底部采出经处理后循环使用；所述抽出油和溶剂通过管线进入返洗塔进行返洗，所述返洗塔上部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物进入抽出油水洗塔，所述返洗塔下部分离出溶剂与返洗剂的混合物进入回收塔处理；所述抽出油水洗塔顶部分离出混合芳烃与返洗剂的混合物进入抽出油切割塔处理，所述抽出油水洗塔底部分离出的水经处理后循环使用；所述抽出油切割塔顶部分离出的返洗剂与回收塔顶部分离出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；所述抽出油切割塔底部分离出的重芳烃通过管线进入加氢反应系统进行加氢脱硫；所述加氢反应系统下部得到的脱硫重芳烃部分作为柴油调和组分采出或者部分或全部与所述柴油抽余油混合后作为调和柴油产品；所述回收塔顶部分离出返洗剂并通过管线进入抽提装置的下部与返洗塔下部，所述回收塔底部采出的溶剂通过管线进入抽提装置上部循环使用。
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160～344℃；所述抽出油的馏程控制在160～392℃，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。
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：所述抽余油水洗塔的温度为60～100℃；压力为0.4～0.7MPa(绝)；所述柴油抽余油的馏程控制在160～344℃。
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：所述返洗塔的温度为80～120℃；返洗塔的压力为0.5～0.8MPa(绝)；返洗比为0.3～1.0。
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)。
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)。
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160～392℃。
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)。
9.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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| PLDC | Enforcement, change and cancellation of contracts on pledge of patent right or utility model | ||
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Method for preparing high-quality diesel by raffinate oil hydrogenation Effective date of registration: 20170508 Granted publication date: 20140305 Pledgee: Zhongguancun Beijing technology financing Company limited by guarantee Pledgor: Jinweihui Engineernig Technology Co., Ltd., Beijing Registration number: 2017990000385 |
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| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20140305 Termination date: 20190907 |
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| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |