CN105154134B - 全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法 - Google Patents

Abstract

全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，它涉及一种全馏分页岩油的深加工工艺。本发明是为了解决现有方法前油页岩产业结构“大头小尾”和“油—化”结合度不足的技术问题。本方法如下；一、原料预处理单元；二、常压蒸馏单元；三、减压蒸馏单元；四、加氢处理单元；五、产品分馏单元。本方法有效提升了页岩油资源的利用率。本发明的主产品为加氢精制蜡油，作为后续催化热裂解装置的原料；副产品为高价值的LPG、加氢石脑油、加氢柴油；工艺装置甩出的轻质页岩油(≤350℃)和残油(＞500℃)可去下游装置进一步加工利用。本发明属于全馏分页岩油的深加工领域。

Description

全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法

技术领域

本发明涉及一种全馏分页岩油的深加工工艺。

背景技术

我国经济总量大，经济增长速度快，带动化工产品需求量的快速增加，对基础化工原料的需求强劲。低碳烯烃(乙烯、丙烯、丁烯等)是发展石化产业的关键基础原料。目前国内烯烃原料供应不能满足下游消费需求，特别是乙烯较为短缺，2014年全国乙烯产量1704万吨，而聚乙烯、乙二醇、聚氯乙烯、醋酸乙烯等乙烯下游衍生物大量进口，其中聚乙烯进口量达825万吨。预计2015年国内乙烯当量缺口仍将超过40％，2020年当量缺口比例虽有所下降，但仍接近40％，缺口量接近2000万吨。乙烯原料供应不足主要来自于乙烯裂解原料—石脑油等化工轻油供应短缺。因此，要实现增加供给能力、提升国内化工产业竞争力的目的，其途径之一是要拓展烯烃的原料来源，实现烯烃原料多元化。

催化热裂解工艺CPP(Catalytic Pyrolysis Process)是将含蜡重油在专用催化剂上经催化热裂解反应，实现最大量生产乙烯和丙烯的技术。通过CPP工艺可产生出乙烯、丙烯、裂解轻油等高端石化产品，替代传统以高价低产的石脑油裂解制取乙烯的石油路线，因此，CPP工艺是未来乙烯生产技术的发展方向，对我国低成本发展烯烃具有极其重要的战略意义。CPP工艺的突出特点是适合直接加工石蜡基重质原料油，还可以掺炼适量的减压渣油。随着世界原油重质化、劣质化的趋势，CPP工艺原料的质量越来越差，而该工艺对原料要求比较严格，其中的一项关键指标是原料的平均氢含量需要达到12(m％)以上。我国进口原油主要是含硫中间基原油，地方炼厂进口的重质油也基本上为中间基原油，例如目前我国大量进口的俄罗斯原油和委内瑞拉重油，受原油性质的限制而无法作为CPP工艺的原料。此外，随着大庆石蜡基原油产量的下滑，原料供应短缺的局面还将持续。因此在原料市场上很难找到合适的CPP原料。

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“人造石油”。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。根据页岩油的轻油馏分约占36％(≤350℃馏分)，含蜡重油馏分约占64％(＞350℃)的馏分分布特点，及其含蜡重油馏分的平均氢含量接近12(m％)的特性，将含蜡重油馏分从全馏分页岩油中切分并通过加氢改质作为优质的CPP原料，可拓宽CPP装置的原料来源，弥补国内原料缺口，并提高装置生产低碳烯烃的转化率。

我国油页岩资源丰富，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。随着石油资源的日益枯竭，油页岩已成为石油的重要补充能源。“十二五”期间，受油页岩的开发利用升温的影响，油页岩干馏炼油项目纷纷启动，页岩油产能扩充近600万吨。由于国内页岩油深加工技术水平落后，加上新技术、新工艺仍处于研究开发阶段，企业生产的页岩油普遍存在未经深加工直接销售的现象，造成油页岩产业结构“大头小尾”、“油—化”结合度不足的局面，从经济效益和资源利用角度都不合理。发展页岩油深加工技术，可降低石油资源的对外依存度，保障国家能源安全，提升油页岩资源的价值和利用效益。

专利(CN102465036A)一种生产丙烯的页岩油加工方法，包括：使页岩油加氢，将页岩油加氢反应产物分离得到气体和液体生成油，液体生成油分离为页岩油加氢轻油和页岩油加氢重油；将所述的页岩油加氢重油引入第一提升管反应器中进行催化裂解反应；将所述页岩油加氢轻油的一部分或全部引入第二提升管反应器进行催化裂解反应。本发明提供的页岩油加工方法，丙烯产率高。

该方法利用DCC工艺生产丙烯，但不能生产乙烯。

专利(CN102286291A)一种页岩油的催化转化方法，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。

该方法可利用FCC工艺生产催化汽柴油，低碳烯烃产率很低，属燃料油型加工方案。

专利(CN102453546A)一种页岩油的深加工方法，页岩油、催化裂解轻循环油和催化裂解重循环油一起进入页岩油加氢处理装置；所得的加氢生成油与可选的减压瓦斯油一起进入催化裂解装置，分离反应产物得到包含乙烯的干气、包含丙烯和丁烯的液化气、富含单环芳烃的催化裂解汽油、催化裂解轻循环油、催化裂解重循环油和催化裂解油浆；得到的催化裂解轻循环油和重循环油循环至页岩油加氢处理装置。

该方法以生产LPG和催化裂解汽油为主，属燃料油型加工方案，且LPG中的C₃、C₄烯烃含量较低。

专利(CN101899326A)本发明公开了一种页岩油催化提质技术，属于化学工艺和多相催化领域。一种页岩油催化提质技术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塔，在280-450℃，3-10MPa氢气压力，液体空速0.3-2.0h-1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。

该方法属燃料油型加工方案，不生产低碳烯烃。

专利(CN101067089)本发明涉及一种页岩油的加工方法，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。

该方法属燃料油型加工方案，当催化转化采用DCC工艺时，只产丙烯，不产乙烯。

专利(CN102079990A)本发明公开了一种页岩油的加工方法，包括如下步骤：将页岩油与萃取剂混合后，升温，开始搅拌，使页岩油与萃取剂充分混合接触；停止搅拌，使萃取相和萃余相静置分层，将萃取相和萃余相分离；分别对萃取相和萃余相进行蒸馏，分别得到抽出油和萃取剂及抽余油和萃取剂，将所得萃取剂进行回收。

该方法是一种页岩油的预处理方法，所分离的产品需要进一步精深加工。

专利(CN102286293A)一种页岩油的加工方法，包括：使精制页岩重油在催化裂解反应器中与第一股催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，将反应产物引入分馏系统分离，反应后的催化剂经汽提后引入催化裂解催化剂再生器再生；将分馏系统分离得到的汽油馏分与吸附剂于温度为200～400℃、压力为0.1～1.0MPa、催化剂与汽油馏分的重量比为0.5～50、汽油馏分的重时空速为0.1～10h^-1下接触，将接触后的吸附剂与汽油分离，分离后的吸附剂引入所述的催化裂解催化剂再生器，所述的吸附剂为催化裂解催化剂。

该方法生产催化汽油，低碳烯烃产率很低，属燃料油型加工方案。

发明内容

本发明的目的是为了解决现有方法前油页岩产业结构“大头小尾”和“油—化”结合度不足的技术问题，提供了一种全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法。

全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法如下：

一、原料预处理单元：

将全馏分页岩油进入预处理单元的原料油缓冲罐内进行缓冲，然后进入常压蒸馏塔分馏；

所述的原料油缓冲罐分为两个，第一个原料油缓冲罐的温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG；第二个原料油缓冲罐的温度和压力为常温常压；

二、常压蒸馏单元：

自减压蒸馏单元来的全馏分页岩油经换热进入常压炉加热后，进入常压蒸馏塔进行分馏，经过常压蒸馏塔产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分，

所述的常压炉操作条件：入炉温度为295～305℃，出炉温度为360～370℃；常压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为0.30～0.35MPaG，闪蒸段压力为0.35～0.45MPaG，进料温度为360～370℃，塔顶温度为135～145℃，顶循抽出温度为150～160℃，顶循返塔温度为115～125℃，塔底温度为350～360℃。

常压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻质页岩油、不凝气和含硫污水，轻质页岩油分为三路：一路去预处理单元换热后送出装置，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压蒸馏塔塔顶回流；

所述的吸收塔温度为45～55℃、压力为1.2～1.4MPaG；

不凝气经一级压缩机压缩进入分液罐分液，然后再经二级压缩机压缩进入吸收塔分解为燃料气和轻质油，燃料气送出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气和解析油；

所述闪蒸罐罐顶温度为70～80℃，罐底温度为170～180℃，压力为1.1～1.4MPaG；

所述的一级压缩机入口压力0.1～0.3MPaG、出口压力0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力0.3～0.6MPaG、出口压力3.0～3.8MPaG；

利用轻质页岩油作为吸收油，吸收塔作为吸收装置对不凝气中的重组分进行吸收，并利用闪蒸罐将不凝气中的轻重组分分离，分离后的解析气作为副产品LPG送出装置，解吸油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐；

含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；重质页岩油由常压蒸馏塔塔底抽出去减压蒸馏单元。

三、减压蒸馏单元：

从常压蒸馏塔塔底抽出的重质页岩油经减压炉进入减压蒸馏塔进行减压蒸馏，产物为轻油、减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油、残油和不凝气；

所述的减压炉操作条件：入炉温度为355～365℃，出炉温度为380～390℃；减压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为25～35mmHg，闪蒸段压力为45～58mmHg，进料温度为370～390℃，塔顶温度为60～80℃，减一线抽出温度为365～375℃，减二线抽出温度为445～455℃，减三线抽出温度为490～510℃，塔底温度为355～375℃。

减压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入减压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻油送预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；塔顶不凝气经放空气体分液罐分液后放空；

自减压蒸馏塔侧线抽出减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油，减压蒸馏塔塔底抽出残油；

其中减一线柴油馏分一部分返回减压蒸馏塔塔顶作为回流，另一部分去预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；减二线及减三线蜡油馏分一部分经换热返塔作为回流，另一部分去加氢处理单元；塔底残油经蒸汽发生器、换热冷却后送出装置；过汽化油汇入塔底残油。

四、加氢处理单元：

自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分作为加氢处理单元的进料，与新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热后进入加氢进料加热炉加热并送至加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成加氢反应，加氢反应产物进入立式高压分离器和卧式低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油，其中由高压分离器顶排出的高分气进入循环氢脱硫塔脱硫；

所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为220～240℃，出炉温度为280～300℃；加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，平均压力为6.5～7.5MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，平均温度为320～340℃，入口氢油比为600:1～1000:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h^-1，保护剂体积空速为6.5～8.5h^-1，催化剂床层总温升为25～35℃，化学氢耗量以质量分数计为0.6～1.2％；

所述的立式高压分离器和卧式低压分离器操作条件：高压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为4.5～5.5MPaG；低压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为1.0～2.5MPaG；

所述的循环氢脱硫塔操作条件：入塔温度为160～240℃，塔顶压力为0.7～0.8MPaG，塔顶温度为175～240℃，塔底温度为185～240℃。

高分气进行循环氢脱硫后进入循环氢压缩机升压，并与来自新氢压缩机的新氢混合，混合后的氢分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器；一路与减二线及减三线蜡油馏分混合作为加氢处理单元的进料；一路与加氢反应器入口进料混合，作为气路调节。高分油经减压调节阀进入卧式低压分离器进行分离，低分气去产品分馏塔塔顶回流罐，低分油经换热去产品分馏单元，含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐。

所述的新氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为4.0～6.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG。

五、产品分馏单元：

自加氢处理单元来的低分油经换热进入产品分馏塔分馏，产品分馏塔塔顶油气经冷凝冷却，与自加氢处理反应单元来的低分气一同进入产品分馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，产品分馏塔塔顶回流罐分出的石脑油馏分，一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经冷却作为副产品送出装置；不凝气送出装置，产生的含硫污水汇入酸性水罐，统一去污水处理装置处理。

产品分馏塔底油分为两路：一路经重沸炉加热后作为热源返回产品分馏塔，另一路作为柴油汽提塔塔底重沸器的热源，经换热冷却后作为催化热裂解原料送出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔，汽提产物为加氢柴油作为副产品送出装置。

所述柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为回流返回产品分馏塔；一路经重沸器加热后返回柴油汽提塔；一路由柴油汽提塔塔底泵抽出，其中的一部分经冷却作为回流返回柴油汽提塔，另一部分经冷却后作为加氢柴油送出装置，

所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃，出炉温度为280～320℃；产品分馏塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.25MPaG，进料温度为330～360℃，塔顶温度为160～180℃，柴油馏分抽出温度为150～350℃，塔底温度为350～360℃；柴油汽提塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.45MPaG，进料温度为340～360℃，塔顶温度为110～130℃，塔底温度为220～240℃。

步骤二中所述的轻质页岩油为≤350℃的馏分油；重质页岩油为＞350℃的馏分油。

步骤二中所述的吸收油为轻质页岩油，洗出不凝气中所含的C₃和C₄组分。

步骤二中所述的不凝气中的轻组分为含C₁和C₂组分，重组分为含C₃和C₄组分。

步骤二中所述的解析气为含C₃和C₄组分，作为副产品LPG；解析油为含≥C₅的组分。

步骤二中所述的燃料气为不凝气中的轻组分。

步骤三中所述的轻油为＜240℃馏分，减一线柴油馏分为240～370℃馏分，减二线蜡油馏分为350～450℃馏分、减三线蜡油馏分为420～500℃馏分，过汽化油和残油为＞500℃馏分。

步骤四中所述加氢反应器为固定床热壁加氢反应器，加氢反应器内设四个床层，即一个加氢保护剂床层和三个加氢催化剂床层，加氢催化剂床层间设置冷氢箱；加氢保护剂装填于加氢反应器第一床层，加氢催化剂分别装填于加氢反应器第二、第三、第四床层，第一床层设置在加氢反应器顶部，第二至第四床层按加氢反应器径向自上而下依次设置。

步骤四中所述的加氢保护剂化学组成按质量分数由：5.5～7.5％MoO₃和2.5～3.5％NiO组成，加氢催化剂化学组成按质量分数由：20～24％WO₃、6～8％MoO₃和5～7％NiO组成。

步骤四中所述的循环氢脱硫塔采用的脱硫剂为N－甲基二乙醇胺。

步骤四中高分气进入循环氢脱硫塔脱硫，脱硫指脱除高分气所含的H₂S。

步骤二中所述的常压蒸馏塔规格为(切)，内设30层单流复合浮阀塔盘。

步骤二中所述的吸收塔规格为(切)，采用15层单流复合浮阀塔盘。

步骤二中所述的闪蒸罐规格为(切)。

步骤三中所述的减压蒸馏塔规格为(切)，内设4段规整填料。

步骤四中所述加氢反应器为固定床热壁加氢反应器，规格为(切)，

步骤四中所述的高压分离器规格为(切)；卧式低压分离器，规格为(切)。

步骤四中所述的循环氢脱硫塔规格为(切)，采用12层单流复合浮阀塔盘。

步骤五中所述产品分馏塔规格为(切)，采用30层浮阀双溢流塔盘。自产品分馏塔第12层塔盘抽出柴油馏分。

步骤五中所述柴油汽提塔规格为(切)，采用10层单流复合浮阀塔盘。

本发明具有以下有益效果：

1、本方法采用全馏分页岩油经预处理、常减压蒸馏、加氢处理、产品分馏工艺单元生产催化热裂解原料，主产品为加氢精制蜡油，可作为后续催化热裂解装置的优质原料；副产品为高附加值的LPG、加氢石脑油、加氢柴油；工艺装置甩出的轻质页岩油和残油馏分可去下游进一步加工，有效提升了页岩油资源的利用效率和综合利用水平。

2、采用本方法加工全馏分页岩油，可拓宽催化热裂解装置的原料来源，降低催化热裂解工艺的原料成本；经加工后的加氢精制蜡油质量好，可提高后续催化热裂解装置生产低碳烯烃的转化率，为炼厂提供一种利用全馏分页岩油生产催化热裂解原料的有效方法。

3、采用本方法加工全馏分页岩油可对原料进行优化，可掺炼适当二次加工的含蜡重油，扩大了常减压装置的进料来源和开工率。

4、本方法采取常压蒸馏塔不设侧线，减压蒸馏塔设置三个侧线，低操作苛刻度的加氢处理反应，“双塔”分馏产品等工艺方案，具有工艺流程简单、能耗低、氢耗量小；此外还具有装置选材要求低、节省投资的特点。

5、采用本方法加工全馏分页岩油，在常压蒸馏单元增设吸收塔和闪蒸罐，利用轻质页岩油作为吸收油回收不凝气中的LPG组分，可省去在产品分馏单元需要增设产品稳定塔来分出LPG和石脑油，实现降本增效的目的。

本发明目的在于：一是提供一种利用全馏分页岩油生产催化热裂解原料的有效方法，可拓宽催化热裂解装置的原料来源，解决国内由于原料短缺造成催化热裂解装置开工率不足的问题。二是延长页岩油深加工的产业链，解决当前油页岩产业结构“大头小尾”和“油—化”结合度不足的难点，提升页岩油炼化一体化的能力。三是挖掘非常规能源油页岩综合利用的潜力，发挥油页岩作为替代能源的作用。

本发明采用全馏分页岩油经预处理、常减压蒸馏、加氢处理、产品分馏工艺单元生产催化热裂解原料。本发明的主产品为加氢精制蜡油，作为后续催化热裂解装置的原料；副产品为高价值的LPG、加氢石脑油、加氢柴油；工艺装置甩出的轻质页岩油(≤350℃)和残油(＞500℃)可去下游装置进一步加工利用。本发明为炼厂提供一种利用全馏分页岩油生产催化热裂解原料的有效方法，未见报道。

附图说明

图1是本发明全馏分页岩油制取催化热裂解原料的流程图，图中1表示原料预处理单元，2表示常压蒸馏单元，3表示减压蒸馏单元，4表示加氢处理单元，5表示产品分馏单元，1-1表示全馏分页岩油，2-1表示重质页岩油，2-2表示轻质页岩油，2-3表示LPG，3-1表示减压蜡油，3-2表示残油，4-1表示氢气，5-1表示加氢石脑油，5-2表示加氢柴油，5-3表示加氢精制蜡油；

图2是原料预处理单元流程图；

图3是常压蒸馏单元流程图；

图4是减压蒸馏单元流程图；

图5是加氢处理单元流程图；

图6是产品分馏单元流程图。

具体实施方式

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。

具体实施方式一：本实施方式全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法如下：

一、原料预处理单元：

将全馏分页岩油进入预处理单元的原料油缓冲罐内进行缓冲，然后进入常压蒸馏塔分馏。

所述的原料油缓冲罐分为两个，第一个原料油缓冲罐的温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG；第二个原料油缓冲罐的温度和压力为常温常压。

二、常压蒸馏单元：

自减压蒸馏单元来的全馏分页岩油经换热进入常压炉加热后，进入常压蒸馏塔进行分馏，经过常压蒸馏塔产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气。

所述的常压炉操作条件：入炉温度为295～305℃，出炉温度为360～370℃；常压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为0.30～0.35MPaG，闪蒸段压力为0.35～0.45MPaG，进料温度为360～370℃，塔顶温度为135～145℃，顶循抽出温度为150～160℃，顶循返塔温度为115～125℃，塔底温度为350～360℃。

常压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻质页岩油、不凝气和含硫污水。轻质页岩油分为三路：一路去预处理单元换热后送出装置，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压蒸馏塔塔顶回流；

所述的吸收塔温度为45～55℃、压力为1.2～1.4MPaG。

不凝气经一级压缩机压缩进入分液罐分液，然后再经二级压缩机压缩进入吸收塔分解为燃料气和轻质油，燃料气送出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气和解析油；

所述闪蒸罐罐顶温度为70～80℃，罐底温度为170～180℃，压力为1.1～1.4MPaG；

所述的一级压缩机入口压力0.1～0.3MPaG、出口压力0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力0.3～0.6MPaG、出口压力3.0～3.8MPaG；

利用轻质页岩油作为吸收油，吸收塔作为吸收装置对不凝气中的重组分进行吸收，并利用闪蒸罐将不凝气中的轻重组分分离，分离后的解析气作为副产品LPG送出装置，解吸油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐；

含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；重质页岩油由常压蒸馏塔塔底抽出去减压蒸馏单元加工。

三、减压蒸馏单元：

从常压蒸馏塔塔底抽出的重质页岩油经减压炉进入减压蒸馏塔进行减压蒸馏，产物为轻油、减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油、残油和不凝气。

所述的减压炉操作条件：入炉温度为355～365℃，出炉温度为380～390℃；减压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为25～35mmHg，闪蒸段压力为45～58mmHg，进料温度为370～390℃，塔顶温度为60～80℃，减一线抽出温度为365～375℃，减二线抽出温度为445～455℃，减三线抽出温度为490～510℃，塔底温度为355～375℃。

减压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入减压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻油送预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；塔顶不凝气经放空气体分液罐分液后放空；

自减压蒸馏塔侧线抽出减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油，减压蒸馏塔塔底抽出残油；

其中减一线柴油馏分一部分返回减压蒸馏塔塔顶作为回流，另一部分去预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；减二线及减三线蜡油馏分一部分经换热返塔作为回流，另一部分去加氢处理单元；塔底残油经蒸汽发生器、换热冷却后送出装置；过汽化油汇入塔底残油。

四、加氢处理单元：

自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分作为加氢处理单元的进料，与新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热后进入加氢进料加热炉加热并送至加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成加氢反应，加氢反应产物进入立式高压分离器和卧式低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油，其中由高压分离器顶排出的高分气进入循环氢脱硫塔脱硫；

所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为220～240℃，出炉温度为280～300℃；加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，平均压力为6.5～7.5MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，平均温度为320～340℃，入口氢油比为600:1～1000:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h^-1，保护剂体积空速为6.5～8.5h^-1，催化剂床层总温升为25～35℃，化学氢耗量以质量分数计为0.6～1.2％。

所述的立式高压分离器和卧式低压分离器操作条件：高压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为4.5～5.5MPaG；低压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为1.0～2.5MPaG；

所述的循环氢脱硫塔操作条件：入塔温度为160～240℃，塔顶压力为0.7～0.8MPaG，塔顶温度为175～240℃，塔底温度为185～240℃。

高分气进行循环氢脱硫后进入循环氢压缩机升压，并与来自新氢压缩机的新氢混合，混合后的氢分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器；一路与减二线及减三线蜡油馏分混合作为加氢处理单元的进料；一路与加氢反应器入口进料混合，作为气路调节。高分油经减压调节阀进入卧式低压分离器进行分离，低分气去产品分馏塔塔顶回流罐，低分油经换热去产品分馏单元，含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐。

所述的新氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为4.0～6.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG。

五、产品分馏单元：

自加氢处理单元来的低分油经换热进入产品分馏塔分馏，产品分馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入产品分馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，自加氢处理反应单元来的低分气进入产品分馏塔塔顶回流罐进行分离，产品分馏塔塔顶回流罐分出的石脑油馏分，一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经冷却作为副产品送出装置；不凝气送出装置，产生的含硫污水汇入酸性水罐，统一去污水处理装置处理。

产品分馏塔底油分为两路：一路经重沸炉加热后作为热源返回产品分馏塔，另一路作为柴油汽提塔塔底重沸器的热源，经换热冷却后作为催化热裂解原料送出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔，汽提产物为加氢柴油作为副产品送出装置。

所述柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为回流返回产品分馏塔；一路经重沸器加热后返回柴油汽提塔；一路由柴油汽提塔塔底泵抽出，其中的一部分经冷却作为回流返回柴油汽提塔，另一部分经冷却后作为加氢柴油送出装置，

所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃，出炉温度为280～320℃；产品分馏塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.25MPaG，进料温度为330～360℃，塔顶温度为160～180℃，柴油馏分抽出温度为150～350℃，塔底温度为350～360℃；柴油汽提塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.45MPaG，进料温度为340～360℃，塔顶温度为110～130℃，塔底温度为220～240℃。

结合图1说明本实施方式，自罐区来的全馏分页岩油(可掺炼二次加工含蜡重油)进入原料预处理单元1进行原料预处理，预处理后的全馏分页岩油去常压蒸馏单元2分离出LPG2-3、轻质页岩油2-2(≤350℃)、重质页岩油2-1(＞350℃)，轻质页岩油2-2去下游加工利用，重质页岩油2-1进入减压蒸馏单元3进行减压蒸馏；重质页岩油2-1在减压蒸馏单元3切分出减压蜡油3-1(350～500℃)和残油3-2(＞500℃)，残油3-2去下游加工利用，减压蜡油3-1进入加氢处理单元4进行改质；在加氢处理单元4中，减压蜡油3-1与氢气4-1和催化剂在加氢反应器中发生催化加氢反应，加氢反应产物进入产品分馏单元5进行产品分馏；在产品分馏单元5分离出主产品——加氢精制蜡油5-3，副产品——加氢石脑油5-1和加氢柴油5-2。

结合图2原料预处理单元如下：

自罐区来的全馏分页岩油1-1(可掺炼二次加工含蜡重油)经换热器6与自减压蒸馏塔塔顶回流罐来的轻油换热(换热目的：一是防止原料油蜡含量较高影响沉降分离效果和后续的管输；二是回收物料余热，降低能耗。)，并进入原料油缓冲罐7，将全馏分页岩油1-1中的水和淤渣通过沉降分离并脱除，沉降分离操作时间为10～15h，罐底沉渣定期通过罐底撇油线8抽出装置，经原料油缓冲罐7沉降分离后的全馏分页岩油1-1经换热器9与自常压蒸馏单元来的轻质页岩油换热(换热目的：一是防止原料油蜡含量较高堵塞过滤器而影响过滤效果；二是回收物料余热，降低能耗。)进入自动反冲洗过滤器10过滤(采用自动反冲洗过滤器其目的在于：一是可除去大于25μm的杂质，防止其沉积在后续加氢反应器催化剂床层，减缓反应器内压降的升高；二是操作简便，环境污染小)，再经原料油缓冲罐11进一步脱除全馏分页岩油1-1中的游离水，脱水后的全馏分页岩油1-1去减压蒸馏单元换热，轻质页岩油经过冷却器12冷却后送出装置。

所述的原料油过滤后再经原料油缓冲罐11进一步脱除原料油中的游离水。其目的在于：一是防止原料油(全馏分页岩油1-1(可掺炼二次加工含蜡重油))中的水引起后续加工单元的加热炉操作波动，增加燃料消耗量，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，堵塞加氢反应器。三是防止水汽化后引起后续加工单元装置压力的变化，恶化各控制回路的运行。

所述的原料油缓冲罐7、原料油缓冲罐11设置燃料气气封，其目的在于使原料油与空气中的氧隔绝，以减轻原料油在换热器6、换热器9以及后续装置的加热炉管及加氢反应器顶部的催化剂床层等部位的结焦程度。

所述的轻质页岩油、自减压蒸馏单元来的轻油、减一线柴油馏分一同去罐区，其目的在于：上述三股物流的馏程接近，经换热冷却回收热能后(减一线柴油馏分已在减压蒸馏单元换热冷却)，可同去下游加工利用，避免分设储油罐而增加投资和运行费用等问题。

结合图3常压蒸馏单元如下：

自原料油缓冲罐来的全馏分页岩油1-1通过常压蒸馏塔进料泵13升压，经换热器14与常压蒸馏塔塔底重质页岩油换热，再经常压炉15加热后进入常压蒸馏塔16进行蒸馏，常压蒸馏塔采用常压操作不抽侧线，塔底通入3.5MPaG搅拌蒸汽，塔顶油气从常压蒸馏塔16塔顶排出，经空冷器17、冷却器18冷凝冷却后进入常压蒸馏塔塔顶回流罐19进行油、气、水三相分离，含硫污水至产品分馏单元的酸性水罐67，不凝气去不凝气压缩机21压缩，常压蒸馏塔塔底抽出重质页岩油馏分(＞350℃)去减压蒸馏单元加工。

所述的常压蒸馏塔塔顶回流罐19，其油相为轻质页岩油(≤350℃)分为三路：一路去原料预处理单元换热；一路送至吸收塔22作为吸收油吸收不凝气中的重组分；一路作为常压蒸馏塔塔顶回流。

所述的常压蒸馏塔塔顶回流罐19排出的不凝气经压缩机21压缩，其压缩分为两级压缩：不凝气经一级压缩进入分液罐分液后再经二级压缩进入吸收塔22，级间设置冷却器。在吸收塔22内，用自常压蒸馏塔塔顶回流罐19抽出的轻质页岩油作为吸收油洗出不凝气中的重组分，洗后的不凝气作为燃料气送出装置，吸收油去闪蒸罐23闪蒸。

采用常压蒸馏单元分出LPG的方法，该方法一是可充分利用轻质页岩油作为吸收油，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。

所述的吸收油进入闪蒸罐23闪蒸，闪蒸罐23罐底通入0.8MPaG低压蒸汽，解析气(LPG)作为副产品送出装置，解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐19，优点在于：一是采用解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐19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。

结合图4减压蒸馏单元如下：

自常压蒸馏塔塔底油泵来的重质页岩油经减压炉24加热后进入减压蒸馏塔25进行减压蒸馏。从减压蒸馏塔25侧线分别切分出：减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油，减一线柴油馏分换热后，一部分经空冷器26冷却返回减压蒸馏塔25塔顶作为回流，另一部分经换热器27换热、并经冷却器28冷却后，去原料预处理单元汇入轻质页岩油送出装置；减二线及减三线蜡油馏分一部分经减压蒸馏塔25侧线换热器组36(由侧线换热器36-1、侧线换热器36-2和侧线换热器36-3组成)换热并返塔作为中段回流，另一部分作为减压蜡油馏分去加氢处理单元改质；抽出的过汽化油一部分作为回流，另一部分汇入塔底残油；塔底残油由减压蒸馏塔塔底泵29抽出，经蒸汽发生器30发生蒸汽，并与自原料预处理单元来的全馏分页岩油1-1在换热器31换热，经冷却器32冷却后送出装置；减压蒸馏塔25塔顶油气经过空冷器35入减压蒸馏塔25塔顶回流罐33进行油、气、水三相分离，分出的轻油去原料预处理单元，不凝气经放空气体分液罐34放空，含硫污水至产品分馏单元的酸性水罐67。

所述的减压蒸馏塔25侧线换热组36是指减二线及减三线蜡油馏分、减一线柴油馏分与工艺系统内的其他物流换热，换热器27是指减一线柴油馏分与工艺系统内的其他物流换热，其目的是回收减压蒸馏塔25侧线抽出物流的热能；蒸汽发生器30可根据塔底残油所含热能的品位发生蒸汽，以供系统装置使用。

结合图5加氢处理单元如下：

自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分通过加氢反应器进料泵39与来自新氢压缩机37和循环氢压缩机38的混合氢混合，经换热器40、换热器41、换热器42、换热器43换热后进入加氢进料加热炉44，将进料加热送入加氢反应器45中进行催化加氢反应，加氢反应产物经换热器43、换热器42、换热器41、换热器40、换热器46与混氢的减二线和减三线蜡油馏分、低分油依次换热，经冷却器47冷却至45～55℃后进入立式高压分离器48进行分离，在冷却器47上游设置脱盐水罐52注水冲洗铵盐，立式高压分离器48排出的高分气去循环氢脱硫塔50脱硫后进入循环氢压缩机38升压，高分油经减压调节阀53进入卧式低压分离器49进一步分离，高压分离器48抽出的含硫含氨污水汇入卧式低压分离器49抽出的含硫含氨污水，送至产品分馏单元的酸性水罐67；

高分气与部分低分气去循环氢脱硫塔50，在塔内与来自贫胺液罐56的贫胺液逆流接触脱除H₂S后，从塔顶排出送至循环氢压缩机38，塔底的富胺液进入富胺液罐57降压后出装置再生。

脱除硫化氢后的循环氢进入循环氢压缩机38升压与自新氢压缩机37来的新氢混合。混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器45；一路与减二线及减三线蜡油馏分混合作为加氢反应进料；一路与加氢反应器45入口进料混合，作为气路调节。

所述的高分油在卧式低压分离器49进行分离，低分气去产品分馏单元分离，低分油经换热器46与加氢反应产物换热后，送产品分馏单元分馏。自制氢装置来的新氢，经新氢压缩机37，经两级升压后与循环氢混合。

高分气去循环氢脱硫塔50脱除硫化氢，其目的在于：全馏分页岩油及掺炼的含蜡重油含硫，在加氢反应器45中，原料通过加氢脱硫反应产生的H₂S易造成循环氢中H₂S含量不断升高，降低混合氢的分压，影响加氢反应效果。

在冷却器47上游设置脱盐水罐52目的在于：加氢过程中生成的H₂S和NH₃，会生成NH₄HS结晶，沉积在冷却器47的管束中，引起系统压降增大。因此，在反应流出物进入冷却器47前注入脱盐水溶解胺盐，避免铵盐结晶析出。

加氢反应器45设置四个床层，三个加氢催化剂床层间设置急冷氢冷箱，采用急冷氢控制加氢反应器45床层温升；加氢反应器45中装填国产工业加氢改质催化剂(采用中国石油和FRIPP合作开发的PHF-101催化剂。)和加氢保护剂(采用FRIPP开发的FZC-103保护剂)，催化剂采用分级装填，可降低加氢反应器45压降和床层温差，提高催化剂效率。

所述的国产工业加氢改质催化剂，指采用中国石油和FRIPP合作开发的PHF-101催化剂。该剂具有优异的加氢脱硫、脱氮和芳烃加氢活性，特别适合于页岩油重质含蜡馏分、二次加工含蜡重油的加氢处理反应。以减二线及减三线蜡油馏分为原料，PHF-101催化剂与国内两种参比剂进行了对比评价(评价结果见表1)。由表中数据看出：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22℃和18℃。本实施方式催化剂预硫化采用湿式预硫化方法，催化剂再生采用器外再生方法。

加氢保护剂其目的在于：在加氢过程中脱除蜡油馏分中的金属杂质、胶质、颗粒物等结垢物，防止其沉积在催化剂床层造成催化剂失活，并导致床层压降升高。

加氢改质催化剂其目的在于：一是在加氢过程中脱除蜡油馏分中的不饱和烃及硫、氮等非烃化合物，改善蜡油馏分的质量；二是减少后续加氢热裂解装置SO_x、NO_x排放。

所述的自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分与来自新氢压缩机37和循环氢压缩机38的混合氢混合，采用炉前混氢方案其目的在于提高换热器效率和减缓结焦程度。

所述的加氢反应系统采用单反应器一次通过的工艺方案，其目的在于：一是由于加氢处理反应的目的主要是脱除蜡油馏分中的不饱和烃及硫、氮等非烃化合物，属于较低操作苛刻度的加氢方案，不需要增设第二反应器完成深度加氢处理和裂化反应，且不需要建立循环馏程；二是简化工艺，节省投资。

高压分离器48采用冷高压分离方案其目的在于：可以简化分离流程，并可提高循环氢浓度，降低氢耗量。

所述的加氢进料加热炉44采用立管双面辐射单室方型炉，加热介质为本发明自产的燃料气和柴油，在对流段预热后进入辐射段加热，采用立管双面辐射方式可以提高传热效率，减少管材用量。

所述的循环氢压缩机38，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37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。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37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、设备密封好的优势。

所述的换热器40、换热器41、换热器42、换热器43、换热器46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。

所述的加氢反应器45设计压力为≯10MPa，设计温度为≯400℃，介质为减二线及减三线蜡油馏分、氢气。加氢反应器45内设置入口扩散器、顶部分配盘、出口收集器、冷氢箱等内件。采用固定床热壁加氢反应器其目的在于：具有较好的高温强度、抗蠕变脆化和氢脆的能力。

结合附图6产品分馏单元如下：

自加氢处理单元来的低分油经换热器60、换热器59与产品分馏塔61的底物流换热后，进入产品分馏塔61进行分馏，产品分馏塔61塔顶油气经空冷器62和冷却器63冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐64进行油、气、水三相分离，自加氢处理反应单元来的低分气进入产品分馏塔塔顶回流罐64。在产品分馏塔塔顶回流罐64中分出的石脑油馏分一部分返回产品分馏塔61塔顶作为回流，另一部分经冷却器65冷却后作为加氢石脑油送出装置，不凝气送出装置，含硫污水至酸性水罐67。

在产品分馏塔塔顶回流罐64中，进入回流罐的物流除产品分馏塔61塔顶油气外还包括自加氢处理反应单元来的低分气，因低分气中含有少量轻油馏分需要在产品分馏塔塔顶回流罐64分液，该轻油馏分与产品分馏塔塔顶回流罐64的石脑油馏分一同抽出。

从产品分馏塔61侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔68进行汽提，柴油汽提塔68物流分为三路：一路由塔顶排出作为回流返回产品分馏塔61；一路经柴油汽提塔重沸器69加热后返回汽提塔；一路由柴油汽提塔68塔底抽出，一部分经冷却器70冷却后作为回流返回柴油汽提塔68，另一部分经冷却器74冷却后作为加氢柴油送出装置。

从产品分馏塔61塔底油分为两路：一路由分馏塔底泵71抽出经重沸炉72加热后作为热源返回产品分馏塔61，另一路由分馏塔底泵73抽出进入柴油汽提塔重沸器69，作为柴油汽提塔重沸器69的热源与柴油汽提塔68物流换热，再与自加氢处理单元来的低分油换热，经冷却器75冷却后作为加氢精制蜡油送出装置。系统产生的含硫污水汇入酸性水罐67，统一去污水处理装置处理。

所述的柴油汽提塔68采用重沸器作为热源的间接汽提方案，其优点在于：一是避免水蒸气直接汽提所造成的汽提塔塔径增大，增加分馏塔顶冷凝冷却装置的负荷及后续水处理的规模；二是利于环保。PHF-101催化剂与国内催化剂参比表如表1：

表1

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二中所述的轻质页岩油为≤350℃的馏分油；重质页岩油为＞350℃的馏分油。其它与具体实施方式一相同。

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二中所述的吸收油为轻质页岩油，洗出不凝气中所含的C₃和C₄组分。其它与具体实施方式一或二之一相同。

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二中所述的不凝气中轻组分为含C₁和C₂组分，重组分为含C₃和C₄组分。其它与具体实施方式一至三之一相同。

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二中所述的解析气为含C₃和C₄组分，作为副产品LPG；解析油为含≥C₅的组分。其它与具体实施方式一至四之一相同。

具体实施方式六：本实施方式与具体实施方式一至五之一不同的是步骤二中所述的燃料气为不凝气中的轻组分。其它与具体实施方式一至五之一相同。

具体实施方式七：本实施方式与具体实施方式一至六之一不同的是步骤三中所述的轻油为＜240℃馏分，减一线柴油馏分为240～370℃馏分，减二线蜡油馏分为350～450℃馏分、减三线蜡油馏分为420～500℃馏分，过汽化油和残油为＞500℃馏分。其它与具体实施方式一至六之一相同。

具体实施方式八：本实施方式与具体实施方式一至七之一不同的是步骤四中所述加氢反应器为固定床热壁加氢反应器，加氢反应器内设四个床层，即一个加氢保护剂床层和三个加氢催化剂床层，加氢催化剂床层间设置冷氢箱，加氢保护剂装填于加氢反应器第一床层，加氢催化剂分别装填于加氢反应器第二、第三、第四床层，第一床层设置在加氢反应器顶部，第二至第四床层按加氢反应器径向自上而下依次设置。其它与具体实施方式一至七之一相同。

具体实施方式九：本实施方式与具体实施方式一至八之一不同的是步骤四中所述的加氢保护剂化学组成按质量分数由：5.5～7.5％MoO₃和2.5～3.5％NiO组成，加氢催化剂化学组成按质量分数由：20～24％WO₃、6～8％MoO₃和5～7％NiO组成。其它与具体实施方式一至八之一相同。

具体实施方式十：本实施方式与具体实施方式一至九之一不同的是步骤四中所述的循环氢脱硫塔采用的脱硫剂为N－甲基二乙醇胺；步骤四中高分气进入循环氢脱硫塔脱硫，脱硫指脱除高分气所含的H₂S。其它与具体实施方式一至九之一相同。

采用下述实验验证本发明效果：

实验一：本实验采用黑龙江省达连河及东宁矿区加工的页岩油作为原料，页岩油的性质见表2(页岩油性质)。

表2

项目	达连河页岩油	东宁页岩油
			密度(20℃)/(kg/m3)	912.3	917.6
蜡含量/％(m)	15.7	17.6
			机械杂质含量/％(m)	1.7	2.2
水份含量/％(m)	8.3	6.5
			饱和烃含量/％(m)	19.1	18.5
总芳烃含量/％(m)	37.4	36.3
			胶质+沥青质含量/％(m)	43.5	45.2
馏程：

<200℃/％(m)	4	3
			200～350℃/％(m)	34	40
350～500℃/％(m)	49	43
			>500℃/％(m)	13	14
元素组成：
			碳含量/％(m)	84.4	83.2
氢含量/％(m)	12.1	11.9
			硫含量/％(m)	0.32	0.45
氮含量/％(m)	0.87	0.94
			氧含量/％(m)	1.14	1.87
H/C原子比	1.71	1.70

自罐区来的全馏分页岩油1-1经换热器6与自减压蒸馏塔塔顶回流罐来的轻油换热并进入原料油缓冲罐7，将全馏分页岩油1-1中的水和淤渣通过沉降分离并脱除，沉降分离操作时间为12h，经原料油缓冲罐7沉降分离后的全馏分页岩油1-1经换热器9与自常压蒸馏单元来的轻质页岩油换热，并进入自动反冲洗过滤器10过滤，再经原料油缓冲罐11进一步脱除全馏分页岩油中的游离水，脱水后的全馏分页岩油去减压蒸馏单元换热，轻质页岩油经过冷却器12冷却后送出装置。所述的原料油缓冲罐分为两个，第一个原料油缓冲罐的温度为73℃、压力为0.18MPaG；第二个原料油缓冲罐的温度和压力为常温常压。实验结果见表3(经预处理的页岩油性质)。

表3

项目	达连河页岩油	东宁页岩油
			机械杂质含量/％(m)	0.3	0.5
水份含量/％(m)	0.8	0.4

实验二：自原料油缓冲罐来的全馏分页岩油通过常压蒸馏塔进料泵13升压，经换热器14与常压蒸馏塔塔底重质页岩油换热，再经常压炉15加热后进入常压蒸馏塔16进行蒸馏，塔底通入3.5MPaG搅拌蒸汽，塔顶油气从常压蒸馏塔16塔顶排出，经空冷器17、冷却器18冷凝冷却后进入常压蒸馏塔塔顶回流罐19进行油、气、水三相分离，含硫污水至产品分馏单元的酸性水罐67，不凝气去不凝气压缩机21压缩，常压蒸馏塔塔底抽出重质页岩油馏分(＞350℃)去减压蒸馏单元加工。

所述的常压蒸馏塔塔顶回流罐19，其油相为轻质页岩油(≤350℃)分为三路：一路去原料预处理单元换热；一路送至吸收塔22作为吸收油吸收不凝气中的重组分；一路作为常压蒸馏塔塔顶回流。

所述的常压蒸馏塔塔顶回流罐19排出的不凝气经压缩机21压缩，其压缩分为两级压缩：不凝气经一级压缩进入分液罐分液后再经二级压缩进入吸收塔22，级间设置冷却器。在吸收塔22内，用自常压蒸馏塔塔顶回流罐19抽出的轻质页岩油作为吸收油洗出不凝气中的重组分，洗后的不凝气作为燃料气送出装置，吸收油去闪蒸罐23闪蒸。

所述的吸收油进入闪蒸罐23闪蒸，闪蒸罐23罐底通入0.8MPaG低压蒸汽，解析气(LPG)作为副产品送出装置，解析油返回常压塔顶回流罐19。

所述的常压炉操作条件：入炉温度为298℃，出炉温度为364℃；常压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为0.32MPaG，闪蒸段压力为0.42MPaG，进料温度为362℃，塔顶温度为138℃，顶循抽出温度为155℃，顶循返塔温度为119℃，塔底温度为354℃。

所述的吸收塔温度为48℃、压力为1.35MPaG。

所述闪蒸罐罐顶温度为77℃，罐底温度为175℃，压力为1.25MPaG；

所述的一级压缩机入口压力0.12MPaG、出口压力0.45MPaG；二级压缩机入口压力0.45MPaG、出口压力3.65MPaG；实验结果见表4(常压蒸馏单元产品分布表)。

表4

项目	达连河/m％	东宁/m％
			原料
全馏分页岩油	100	100
			产品
轻质页岩油	35.5	39.2
			重质页岩油	59.6	55.3
解析气	2.4	2.8
			燃料气	1.5	1.7
排放及损失	1.0	1.0
			合计	100	100

实验三：自常压蒸馏塔塔底油泵来的重质页岩油经减压炉24加热后进入减压蒸馏塔25进行减压蒸馏。从减压蒸馏塔25侧线分别切分出：减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油，减一线柴油馏分一部分经空冷器26冷却返回减压蒸馏塔25塔顶作为回流，另一部分经换热器27换热、并经冷却器28冷却后，去原料预处理单元汇入轻质页岩油送出装置；减二线及减三线蜡油馏分一部分经减压蒸馏塔25侧线换热组36换热并返塔作为中段回流，另一部分作为减压蜡油馏分去加氢处理单元改质；抽出的过汽化油一部分作为回流，另一部分汇入塔底残油；塔底残油由减压塔底泵29抽出，经蒸汽发生器30发生蒸汽，并与自原料预处理单元来的全馏分页岩油在换热器31换热，经冷却器32冷却后送出装置；减压蒸馏塔25塔顶油气经过空冷器35入减压蒸馏塔25塔顶回流罐33进行油、气、水三相分离，分出的轻油去原料预处理单元，不凝气经放空气体分液罐34放空，含硫污水至产品分馏单元的酸性水罐67。

所述的减压炉操作条件：入炉温度为362℃，出炉温度为383℃；减压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为27mmHg，闪蒸段压力为52mmHg，进料温度为383℃，塔顶温度为73℃，减一线抽出温度为370℃，减二线抽出温度为450℃，减三线抽出温度为505℃，塔底温度为366℃。实验结果见表5(减压蒸馏单元产品分布表)。

表5

项目	达连河/m％	东宁/m％
			原料
重质页岩油	100	100
			产品
轻油	0.18	0.16
			减一线柴油	4.2	3.6
减二线蜡油	42.6	44.2
			减三线蜡油	36.4	34.6
过汽化油	4.5	4.3
			残油	10.6	11.7
不凝气	0.52	0.44
			排放及损失	1.0	1.0
合计	100	100

实验四：自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分通过反应器进料泵39与来自新氢压缩机37和循环氢压缩机38的混合氢混合，经换热器40、换热器41、换热器42、换热器43换热后进入加氢进料加热炉44，将进料加热送入加氢反应器45中进行催化加氢反应，加氢反应产物经换热器43、换热器42、换热器41、换热器E40、换热器46与混氢的减二线和减三线蜡油馏分、低分油依次换热，经冷却器47冷却至45～55℃后进入立式高压分离器48进行分离，在冷却器47上游设置脱盐水罐52注水冲洗铵盐，立式高压分离器48排出的高分气去循环氢脱硫塔50脱硫后进入循环氢压缩机38升压，高分油经减压调节阀53进入卧式低压分离器49进一步分离，立式高压分离器48抽出的含硫含氨污水汇入卧式低压分离器49抽出的含硫含氨污水，送至产品分馏单元的酸性水罐67。

高分气与部分低分气去循环氢脱硫塔50，在塔内与来自贫胺液罐56的贫胺液逆流接触，脱除H₂S后的循环氢从塔顶排出送至循环氢压缩机38，塔底的富胺液进入富胺液罐57降压后出装置再生。

脱除硫化氢后的循环氢进入循环氢压缩机38升压与自新氢压缩机37来的新氢混合。混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器45；一路与减二线及减三线蜡油馏分混合作为加氢反应进料；一路与加氢反应器45入口进料混合，作为气路调节。

所述的高分油在卧式低压分离器49进行分离，低分气去产品分馏单元分离，低分油经换热器46与加氢反应产物换热后，送产品分馏单元分馏。自制氢装置来的新氢经新氢压缩机37，经两级升压后与循环氢混合。

所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为232℃，出炉温度为289℃；加氢反应器入口氢分压为6.5MPaG，平均压力为7.0MPaG，入口温度为289℃，出口温度为355℃，平均温度为325℃，入口氢油比为800:1，催化剂体积空速为1.6h^-1，保护剂体积空速为7.5h^-1，催化剂床层总温升为27℃，化学氢耗量(质量分数)0.9％。

所述的立式高压分离器和卧式低压分离器操作条件：高压分离器平均温度为52℃，平均压力为5.2MPaG；低压分离器平均温度为48℃，平均压力为1.8MPaG；

所述的循环氢脱硫塔操作条件：入塔温度为180℃，塔顶压力为0.75MPaG，塔顶温度为210℃，塔底温度为230℃。

所述的新氢压缩机入口压力为3.8MPaG、出口压力为6.5MPaG；循环氢压缩机入口压力为5.5MPaG、出口压力为6.5MPaG。

实验五：自加氢处理单元来的低分油经换热器60、换热器59与产品分馏塔61的底物流换热后，进入产品分馏塔61进行分馏，产品分馏塔61塔顶油气经空冷器62和冷却器63冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐64进行油、气、水三相分离，自加氢处理反应单元来的低分气进入产品分馏塔塔顶回流罐64。在产品分馏塔塔顶回流罐64中分出的石脑油馏分一部分返回产品分馏塔61塔顶作为回流，另一部分经冷却器65冷却后作为加氢石脑油送出装置；不凝气送出装置，含硫污水至酸性水罐67。

从产品分馏塔61侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔68进行汽提，柴油汽提塔68物流分为三路：一路由塔顶排出作为回流返回产品分馏塔61；一路经柴油汽提塔重沸器69加热后返回汽提塔；一路由柴油汽提塔68塔底抽出，一部分经冷却器70冷却后作为回流返回柴油汽提塔68，另一部分经冷却器74冷却后作为加氢柴油送出装置。

从产品分馏塔61塔底油分为两路：一路由分馏塔底泵71抽出经重沸炉72加热后作为热源返回产品分馏塔61，另一路由分馏塔底泵73抽出进入柴油汽提塔重沸器69，作为柴油汽提塔重沸器69的热源与柴油汽提塔68物流换热，再与自加氢处理单元来的低分油换热，经冷却器75冷却后作为加氢精制蜡油送出装置。系统产生的含硫污水汇入酸性水罐67，统一去污水处理装置处理。

所述的重沸炉操作条件：入炉温度为255℃，出炉温度为315℃；产品分馏塔操作条件：塔顶压力为0.18MPaG，进料温度为315℃，塔顶温度为175℃，柴油馏分抽出温度为345℃，塔底温度为355℃；柴油汽提塔操作条件：塔顶压力为0.32MPaG，进料温度为345℃，塔顶温度为116℃，塔底温度为235℃。

实验结果见表6(产品性质表)。

表6

注：对比例为牡丹江首控石油化工有限公司280万吨/年重质原料深加工项目，该项目配套建设的80万吨/年全馏分加氢改质装置所生产的加氢精制蜡油的性质。

Claims (9)

1.全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法如下：

一、原料预处理单元：

将全馏分页岩油进入预处理单元的原料油缓冲罐内进行缓冲，然后进入常压蒸馏塔分馏；

所述的原料油缓冲罐分为两个，第一个原料油缓冲罐的温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG；第二个原料油缓冲罐的温度和压力为常温常压；

二、常压蒸馏单元：

自原料预处理单元来的全馏分页岩油经换热进入常压炉加热后，进入常压蒸馏塔进行分馏，经过常压蒸馏塔产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分，

所述的常压炉操作条件：入炉温度为295～305℃，出炉温度为360～370℃；常压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为0.30～0.35MPaG，闪蒸段压力为0.35～0.45MPaG，进料温度为360～370℃，塔顶温度为135～145℃，顶循抽出温度为150～160℃，顶循返塔温度为115～125℃，塔底温度为350～360℃；

常压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻质页岩油、不凝气和含硫污水，轻质页岩油分为三路：一路去预处理单元换热后送出装置，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压蒸馏塔塔顶回流；

所述的吸收塔温度为45～55℃、压力为1.2～1.4MPaG；

不凝气经一级压缩机压缩进入分液罐分液，然后再经二级压缩机压缩进入吸收塔分解为燃料气和轻质油，燃料气送出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气和解析油；

所述闪蒸罐罐顶温度为70～80℃，罐底温度为170～180℃，压力为1.1～1.4MPaG；

所述的一级压缩机入口压力0.1～0.3MPaG、出口压力0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力0.3～0.6MPaG、出口压力3.0～3.8MPaG；

利用轻质页岩油作为吸收油，吸收塔作为吸收装置对不凝气中的重组分进行吸收，并利用闪蒸罐将不凝气中的轻重组分分离，分离后的解析气作为副产品LPG送出装置，解吸油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐；

含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；重质页岩油由常压蒸馏塔塔底抽出去减压蒸馏单元；

三、减压蒸馏单元：

从常压蒸馏塔塔底抽出的重质页岩油经减压炉进入减压蒸馏塔进行减压蒸馏，产物为轻油、减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油、残油和不凝气；

所述的减压炉操作条件：入炉温度为355～365℃，出炉温度为380～390℃；减压蒸馏塔操作条件：塔顶压力为25～35mmHg，闪蒸段压力为45～58mmHg，进料温度为370～390℃，塔顶温度为60～80℃，减一线抽出温度为365～375℃，减二线抽出温度为445～455℃，减三线抽出温度为490～510℃，塔底温度为355～375℃；

减压蒸馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入减压蒸馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，分出轻油送预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；塔顶不凝气经放空气体分液罐分液后放空；

自减压蒸馏塔侧线抽出减一线柴油馏分、减二线及减三线蜡油馏分、过汽化油，减压蒸馏塔塔底抽出残油；

其中减一线柴油馏分一部分返回减压蒸馏塔塔顶作为回流，另一部分去预处理单元，经换热冷却后汇入轻质页岩油送出装置；减二线及减三线蜡油馏分一部分经换热返塔作为回流，另一部分去加氢处理单元；塔底残油经蒸汽发生器、换热冷却后送出装置；过汽化油汇入塔底残油；

四、加氢处理单元：

自减压蒸馏单元来的减二线及减三线蜡油馏分作为加氢处理单元的进料，与新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热后进入加氢进料加热炉加热并送至加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成加氢反应，加氢反应产物进入立式高压分离器和卧式低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油，其中由高压分离器顶排出的高分气进入循环氢脱硫塔脱硫；

所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为220～240℃，出炉温度为280～300℃；加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，平均压力为6.5～7.5MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，平均温度为320～340℃，入口氢油比为600:1～1000:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h^-1，保护剂体积空速为6.5～8.5h^-1，催化剂床层总温升为25～35℃，化学氢耗量以质量分数计为0.6～1.2％；

所述的立式高压分离器和卧式低压分离器操作条件：高压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为4.5～5.5MPaG；低压分离器平均温度为45～55℃，平均压力为1.0～2.5MPaG；

所述的循环氢脱硫塔操作条件：入塔温度为160～240℃，塔顶压力为0.7～0.8MPaG，塔顶温度为175～240℃，塔底温度为185～240℃；

高分气进行循环氢脱硫后进入循环氢压缩机升压，并与来自新氢压缩机的新氢混合，混合后的氢分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器；一路与减二线及减三线蜡油馏分混合作为加氢处理单元的进料；一路与加氢反应器入口进料混合，作为气路调节；高分油经减压调节阀进入卧式低压分离器进行分离，低分气去产品分馏塔塔顶回流罐，低分油经换热去产品分馏单元，含硫污水送产品分馏单元的酸性水罐；

所述的新氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为4.0～6.0MPaG、出口压力为5.0～7.0MPaG；

五、产品分馏单元：

自加氢处理单元来的低分油经换热进入产品分馏塔分馏，产品分馏塔塔顶油气经冷凝冷却，与自加氢处理反应单元来的低分气一同进入产品分馏塔塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，产品分馏塔塔顶回流罐分出的石脑油馏分，一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经冷却作为副产品送出装置；不凝气送出装置，产生的含硫污水汇入酸性水罐，统一去污水处理装置处理；

产品分馏塔底油分为两路：一路经重沸炉加热后作为热源返回产品分馏塔，另一路作为柴油汽提塔塔底重沸器的热源，经换热冷却后作为催化热裂解原料送出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔，汽提产物为加氢柴油作为副产品送出装置；

所述柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为回流返回产品分馏塔；一路经重沸器加热后返回柴油汽提塔；一路由柴油汽提塔塔底泵抽出，其中的一部分经冷却作为回流返回柴油汽提塔，另一部分经冷却后作为加氢柴油送出装置，

所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃，出炉温度为280～320℃；产品分馏塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.25MPaG，进料温度为330～360℃，塔顶温度为160～180℃，柴油馏分抽出温度为150～350℃，塔底温度为350～360℃；柴油汽提塔操作条件：塔顶压力为0.15～0.45MPaG，进料温度为340～360℃，塔顶温度为110～130℃，塔底温度为220～240℃。

2.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤二中所述的轻质页岩油为≤350℃的馏分油；重质页岩油为＞350℃的馏分油。

3.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤二中所述的吸收油为轻质页岩油，洗出不凝气中所含的C₃和C₄组分。

4.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤二中所述的不凝气中的轻组分为含C₁和C₂组分，重组分为含C₃和C₄组分。

5.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤二中所述的解析气为含C₃和C₄组分，作为副产品LPG；解析油为含≥C₅的组分。

6.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤二中所述的燃料气为不凝气中的轻组分。

7.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤三中所述的轻油为＜240℃馏分，减一线柴油馏分为240～370℃馏分，减二线蜡油馏分为350～450℃馏分、减三线蜡油馏分为420～500℃馏分，过汽化油和残油为＞500℃馏分。

8.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤四中所述加氢反应器为固定床热壁加氢反应器，加氢反应器内设四个床层，即一个加氢保护剂床层和三个加氢催化剂床层，加氢催化剂床层间设置冷氢箱，加氢保护剂装填于加氢反应器第一床层，加氢催化剂分别装填于加氢反应器第二、第三、第四床层，第一床层设置在加氢反应器顶部，第二至第四床层按加氢反应器径向自上而下依次设置。

9.根据权利要求1所述全馏分页岩油制取催化热裂解原料的方法，其特征在于步骤四中所述的循环氢脱硫塔采用的脱硫剂为N-甲基二乙醇胺；步骤四中高分气进入循环氢脱硫塔脱硫，脱硫指脱除高分气所含的H₂S。