CN106433774A - 木焦油提质转化柴油的方法 - Google Patents

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Abstract

一种木焦油提质转化柴油的方法，属于生物质油的深加工领域。本发明为了解决现有木焦油生产柴油方法中，由于木焦油存在氧含量高、腐蚀性强、热值低、稳定性差的特性，从而导致其柴油产品品质低、燃料动力不足的技术问题，采用全馏分木焦油经原料预处理、原料预分馏、加氢精制反应单元、产品分馏单元生产运输燃料，主产品为加氢柴油，副产品为轻油和燃料气；工艺过程甩出的重质木焦油和加氢尾油可去下游装置进一步加工利用，为从事生物质深加工企业提供了一种木焦油提质转化柴油的有效方法。本方法可以为我国农村开辟新兴产业，解决秸秆等农林废弃物焚烧存在的大气污染、火灾等生态问题，促进我国生物质资源的合理开发及可持续利用。

Description

木焦油提质转化柴油的方法
技术领域
本发明属于生物质油的深加工领域，涉及一种木焦油提质转化柴油的工艺。
背景技术
我国农林废弃物资源赋存丰富且分布广泛，据统计，国内每年产生的各种农林废弃物约15亿吨，仅农作物秸秆年产量达7亿吨，林业及木材加工废物的资源量约折合3亿吨标准煤，相当于我国化石能源消耗量的10％。预计到2020年，农林废弃物约合11.65亿吨标准煤，可开发量约合8.3亿吨标准煤，为我国生物质能源可持续发展提供了资源保障。
木焦油是农林固体废物中的有机物通过快速热解制取的液体烃(亦称为热解焦油或生物油)，主要组分包括焦油、溶剂油、含氧化合物等，可直接作为锅炉及窑炉的燃料使用，也可经改性成为化石燃料的替代物。发展木焦油制取车用燃料，可有效利用废弃资源，替代传统化石能源，并促进环保和节能减排。
木焦油因木种不同和热解条件的差异，各地所产木焦油的组成和性质也各不相同，但其共性是氧含量高，酸值高，碳、氢含量低及稳定性差，以木焦油为原料经简单精制方法制取的柴油仍存在或腐蚀性较强，或热值较低等缺陷，无法直接作为车用燃料的替代品，必须通过提质或深度精制等方法将其改性，才能符合车用柴油标准。对于木焦油的改性而言，技术层面需要解决的关键问题是如何同时实现“补碳、加氢和脱氧”。目前，在业界最为直接的方法是采用工业成熟的催化加氢法来脱除木焦油中的非理想组分，达到“加氢和脱氧”目的，但在考量技术经济性的前提下，如何完成“补碳”目标成为破解木焦油深加工技术应用的难点。
欲达到“补碳”目的，需要寻找适宜的碳源。我国非常规能源—油页岩资源丰富，其地质储量接近我国目前累计探明石油的储量总和，当下油页岩经热解制取的页岩油资源已成为国内燃料油市场的重要补充。根据页岩油的不同馏分段的性质，采用页岩油作为木焦油的“补碳剂”，通过加氢精制工艺来提高木焦油产品的含碳量，即利用非常规石油资源来处理生物质能源，一方面解决了木焦油提质转化过程中的“补碳”问题，另一方面也解决了页岩油深加工的利用问题，可同时实现木焦油和页岩油的资源化和清洁化利用。
CN101270289A公开了一种能在木炭制作过程中提取木焦油的木焦油生产工艺，该方法可从木炭提取木焦油，属于木焦油上游的制取方法之一，不涉及木焦油下游深加工技术问题。
CN101353583A公开了一种生物质加工方法，该方法在木焦油的二次加工阶段采用加氢处理工艺处理木焦油，但未对工艺过程和产品分布和质量进行表述。
CN102533355A公开了一种清洁柴油的制备方法，该方法涉及木焦油的热解及调和工艺，不涉及木焦油催化加氢过程。
CN101191085A公开了一种高清洁复合柴油及其制备方法，该方法涉及木焦油的热解及调和工艺，不涉及木焦油催化加氢过程。
CN101343552A公开了一种利用生物油脂通过诱导脱羧的“钙皂过程”制备相当于柴油、汽油和航空煤油的烃类物质的方法，该方法涉及生物油脂“钙皂过程”，不涉及木焦油催化加氢过程。
发明内容
本发明为了解决现有木焦油生产柴油方法中，由于木焦油存在氧含量高、腐蚀性强、热值低、稳定性差的特性，从而导致其柴油产品品质低、燃料动力不足的技术问题，提供了一种木焦油提质转化柴油的方法。该方法采用全馏分木焦油经原料预处理、原料预分馏、加氢精制反应单元、产品分馏单元生产运输燃料，主产品为加氢柴油，副产品为轻油和燃料气；工艺过程甩出的重质木焦油和加氢尾油可去下游装置进一步加工利用，为从事生物质深加工企业提供了一种木焦油提质转化柴油的有效方法。
本发明的目的是通过以下技术方案实现的：
木焦油提质转化柴油的方法，包括如下步骤：
一、原料预处理单元：
将全馏分木焦油送入原料油缓冲罐进行缓冲；
所述的原料油缓冲罐温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG；
二、原料预分馏单元：
缓冲后的全馏分木焦油进入常压分馏塔进行预分馏，分馏产物为轻质木焦油、重质木焦油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分；常压分馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压分馏塔塔顶回流罐进行气液分离，分出轻质木焦油、不凝气和含硫污水，轻质木焦油分为三路：一路去加氢精制反应单元加工，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压分馏塔塔顶回流；不凝气送入压缩机组经两级压缩后进入吸收塔，在吸收塔内分解为燃料气和轻质油，燃料气出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气LPG和解析油，解析气LPG出装置，解吸油返回常压分馏塔塔顶回流罐；含硫污水送污水汽提系统处理；
重质木焦油由常压分馏塔塔底抽出经换热冷却出装置；
所述的常压分馏塔塔顶温度为160～180℃、塔底温度为290～310℃、塔顶压力为0.2～0.4MPaG；
所述的压缩机组操作条件：一级压缩机入口压力为0.1～0.3MPaG、出口压力为0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力为0.3～0.6MPaG、出口压力为2.0～4.0MPaG；
所述的吸收塔温度为40～60℃、压力为1.0～2.0MPaG；
所述的闪蒸罐罐顶温度为60～80℃，罐底温度为160～180℃，压力为1.0～2.0MPaG；
三、加氢精制反应单元：
自原料预分馏单元来的轻质木焦油与外来的轻质页岩油一同进入加氢进料缓冲罐；缓冲后的混合原料由加氢反应器进料泵抽出与自新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热进入加氢进料加热炉加热，并依次进入第一加氢反应器和第二加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成催化加氢反应；加氢反应产物依次进入高压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气、低分油和含硫污水，低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油经换热去产品分馏单元，含硫污水送污水汽提系统处理；
所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为200～220℃，出炉温度为280～300℃；
所述的第一加氢反应器入口氢分压为4.0～6.0MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，氢油比为400:1～600:1，催化剂体积空速为1.5～3.0h-1，保护剂体积空速为8.0～10.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.0％；
所述的第二加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，入口温度为340～360℃，出口温度为360～400℃，氢油比为600:1～800:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.5％；
所述的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1.0～3.0MPaG；
四、产品分馏单元：
自加氢精制反应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气液分离，分出轻油、不凝气和含硫污水，轻油馏分分为两路：一路返回产品分馏塔塔顶作为回流，一路经冷却作为副产品出装置；不凝气作为副产品燃料气出装置；含硫污水送污水汽提系统处理；
产品分馏塔塔底油分为两路：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，经换热冷却后作为副产品加氢尾油出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔进行汽提；
柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔塔内物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为产品分馏塔回流；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柴油汽提塔回流，另一部分经冷却作为主产品加氢柴油出装置；
所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃,出炉温度为280～320℃；
所述的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℃；
所述的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℃。
本发明具有以下有益效果：
1、本方法利用生物质气化副产的中温木焦油、低温热解副产的低温木焦油为原料，将难于处理的低值生物油提质为高附加值的车用柴油和化工轻油，替代传统化石燃料；工艺过程甩出的重质木焦油和加氢尾油可去下游装置进一步加工利用，有效提升了生物质资源的利用率。
2、采用本方法加工全馏分木焦油，具有柴油产品硫、氮含量低，酸值低，其热值与石化柴油相当，是一种清洁的柴油替代品，可直接作为车用柴油的调和组分使用，为从事木焦油深加工企业提供了一种生产车用柴油调和组分的有效方法，可提高企业经济效益和行业竞争力。
3、采用轻质页岩油作为木焦油加氢精制过程的“补碳剂”，既调整原料的碳、氢比例，提高了产品的热值，又可进一步挖掘和利用油页岩作为补充和替代能源的作用，同时实现木焦油和页岩油的“资源化”、“清洁化”利用。
4、本方法采取常压分馏塔不设侧线，低操作苛刻度的加氢精制反应，“双塔”分馏产品等工艺方案，具有工艺流程短、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木焦油，在原料预分馏单元增设吸收塔和闪蒸罐，利用轻质木焦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和轻油工艺，实现降本增效的目的。
6、本方法可以为我国农村开辟新兴产业，解决秸秆等农林废弃物焚烧存在的大气污染、火灾等生态问题，促进我国生物质资源的合理开发及可持续利用。
附图说明
图1是木焦油提质转化柴油的工艺流程总图；
图2是原料预处理单元的工艺流程图；
图3是原料预分馏单元的工艺流程图；
图4是加氢精制反应单元的工艺流程图；
图5是产品分馏单元的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明的技术方案作进一步的说明，但并不局限于此，凡是对本发明技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围，均应涵盖在本发明的保护范围中。
具体实施方式一：本实施方式提供了一种木焦油提质转化柴油的方法，如图1所示，全馏分木焦油1-1进入原料预处理单元1进行原料预处理；预处理后的全馏分木焦油进入原料预分馏单元2分离出轻质木焦油2-1、LPG2-2、重质木焦油2-3；轻质木焦油2-1进入加氢精制反应单元3与轻质页岩油3-2、氢气3-3和催化剂在加氢反应器中发生催化加氢反应，生成的低分油3-1进入产品分馏单元4进行产品分馏；在产品分馏单元4，加氢生成油经产品分馏塔和柴油汽提塔分离出主产品加氢柴油4-3、副产品燃料气4-1、轻油4-2和加氢尾油4-4。具体实施步骤如下：
一、原料预处理单元：
将全馏分木焦油依次送入原料油缓冲罐进行缓冲，缓冲后进入原料预分馏单元分馏。
所述的原料油缓冲罐温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG。
二、原料预分馏单元：
缓冲后的全馏分木焦油进入常压分馏塔进行预分馏，分馏产物为轻质木焦油、重质木焦油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分；常压分馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压分馏塔塔顶回流罐进行气液分离，分出轻质木焦油、不凝气和含硫污水；轻质木焦油分为三路：一路去加氢精制反应单元加工，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压分馏塔塔顶回流；不凝气送入压缩机组经两级压缩后进入吸收塔，在吸收塔内分解为燃料气和轻质油，燃料气出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气和解析油；
利用轻质木焦油作为吸收油，吸收塔作为吸收装置吸收不凝气中的重组分，并通过闪蒸罐将不凝气中的轻、重组分分离，分离出的解析气LPG出装置，解吸油返回常压分馏塔塔顶回流罐；
含硫污水送污水汽提系统处理；重质木焦油由常压分馏塔塔底抽出经换热冷却出装置。
所述的常压分馏塔塔顶温度为160～180℃、塔底温度为290～310℃、塔顶压力为0.2～0.4MPaG。
所述的压缩机组操作条件：一级压缩机入口压力为0.1～0.3MPaG、出口压力为0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力为0.3～0.6MPaG、出口压力为2.0～4.0MPaG。
所述的吸收塔温度为40～60℃、压力为1.0～2.0MPaG；闪蒸罐罐顶温度为60～80℃，罐底温度为160～180℃，压力为1.0～2.0MPaG。
三、加氢精制反应单元：
自原料预分馏单元来的轻质木焦油与外来的轻质页岩油作为加氢精制反应单元的进料一同进入加氢进料缓冲罐；缓冲后的混合原料由加氢反应器进料泵抽出与自新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热进入加氢进料加热炉加热，并依次进入第一加氢反应器和第二加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成催化加氢反应；加氢反应产物进入高、低压分离器进行分离，分离产物为低分气、低分油和含硫污水；低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油经换热去产品分馏单元；含硫污水送污水汽提系统处理；
所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为200～220℃，出炉温度为280～300℃；
所述的第一加氢反应器入口氢分压为4.0～6.0MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，氢油比为400:1～600:1，催化剂体积空速为1.5～3.0h-1，保护剂体积空速为8.0～10.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.0％；
所述的第二加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，入口温度为340～360℃，出口温度为360～400℃，氢油比为600:1～800:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.5％；
所述的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1.0～3.0MPaG；
高压分离器顶排出的高分气进入循环氢脱硫塔与脱硫剂接触发生脱硫反应，脱硫塔塔底产生的富液去再生系统，塔顶排出的高分气经循环氢压缩机入口分液罐分液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，混合的氢气分为三路：一路作为急冷氢进入第一加氢反应器和第二加氢反应器；一路与加氢精制反应单元的进料混合；一路与第一加氢反应器和第二加氢反应器入口进料混合作为气路调节；高压分离器排出的高分油经减压调节阀进入低压分离器进行分离；
所述的新氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为4.0～10.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为4.0～10.0MPaG；
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170～240℃，塔底温度为180～240℃；
四、产品分馏单元：
自加氢精制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气液分离，分出轻油、不凝气和含硫污水；轻油馏分分为两路：一路返回产品分馏塔塔顶作为回流，一路经冷却作为副产品出装置；不凝气作为副产品燃料气出装置；含硫污水送污水汽提系统处理；
产品分馏塔塔底油分为两路：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，经换热冷却后作为副产品加氢尾油出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔进行汽提；
柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔塔内物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为产品分馏塔回流；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柴油汽提塔回流，另一部分经冷却作为主产品加氢柴油出装置；
所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃,出炉温度为280～320℃；
所述的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℃；
所述的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℃。
具体实施方式二：结合图1-5说明本实施方式。
如图1所示，全馏分木焦油1-1进入原料预处理单元1进行原料预处理；预处理后的全馏分木焦油进入原料预分馏单元2分离出轻质木焦油2-1、LPG2-2、重质木焦油2-3；轻质木焦油2-1进入加氢精制反应单元3与轻质页岩油3-2、氢气3-3和催化剂在加氢反应器中发生催化加氢反应，生成的低分油3-1进入产品分馏单元4进行产品分馏；在产品分馏单元4，加氢生成油经产品分馏塔和柴油汽提塔分离出主产品加氢柴油4-3、副产品燃料气4-1、轻油4-2和加氢尾油4-4。
如图2所示，全馏分木焦油1-1作为原料油进入第一原料油缓冲罐5，将原料油中的水和淤渣沉降分离并脱除，沉降分离操作时间为10～15h，罐底沉渣定期通过罐底第一撇油线6抽出装置，沉降分离后的原料油进入自动反冲洗过滤器7过滤，过滤后进入第二原料油缓冲罐8进一步脱除原料油中的游离水和淤渣，沉降分离操作时间为10～15h，罐底沉渣定期通过罐底第二撇油线6-1抽出装置，沉降分离后的原料油送至原料预分馏单元加工。
所述的第一原料油缓冲罐5、第二原料油缓冲罐8均采用0.8MPaG低压蒸汽加热盘管维持罐内温度，以防止高黏度原料油因凝固而影响物料输送。
所述的自动反冲洗过滤器7的作用在于：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，造成压降升高和积碳；二是操作简便，环境污染小。
所述的原料油过滤后经第二原料油缓冲罐8进一步脱除原料油中的游离水，其目的在于：一是防止全馏分木焦油中所含的水引起后续加工单元的加热炉操作波动，影响产品质量并增加加热炉燃料消耗量；二是保护催化剂，防止催化剂表面活性金属组分老化聚结，强度下降，造成催化剂颗粒粉化，堵塞加氢反应器；三是防止水汽化后其分压会引起后续加工单元装置压力变化，恶化各控制回路的运行。
所述的第一原料油缓冲罐5、第二原料油缓冲罐8设置燃料气气封，其目的在于使罐内原料油与空气中的氧隔绝，以减轻原料油在后续的换热器、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。
如图3所示，自原料预处理单元来的全馏分木焦油1-1通过常压分馏塔进料泵9升压，经第一换热器10与常压分馏塔塔底重质木焦油换热后进入常压分馏塔12进行分馏；常压分馏塔12采用常压操作不抽侧线，塔底通入3.5MPaG搅拌蒸汽，轻质木焦油从塔顶排出，经第一空冷器13和第一冷却器14冷凝冷却后进入常压分馏塔塔顶回流罐15进行气液分离，分出轻质木焦油、不凝气和含硫污水；含硫污水送污水汽提系统处理，不凝气去不凝气压缩机组16压缩；重质木焦油经常压分馏塔塔底泵11抽出与常压分馏塔进料换热，并经第二冷却器14-1冷却后出装置。
所述的自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质木焦油分为三路：一路去加氢精制反应单元加工；一路送至吸收塔17作为吸收油吸收不凝气中的重组分；一路作为常压分馏塔12的塔顶回流。
所述的常压分馏塔塔顶回流罐15排出的不凝气经压缩机组16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17，在吸收塔17内，用自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质木焦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出装置，吸收油去闪蒸罐18闪蒸；闪蒸罐18罐内通入0.8MPaG低压蒸汽，罐顶分出的解析气为LPG组分2-2出装置，罐底分出的解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐15。
所述的解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐15的优点在于：一是可利用一部分轻质木焦油在原料预分馏系统内建立吸收与解析的循环过程，省去外购吸收剂的费用，降低操作成本；二是通过利用系统的余能，节能降耗。
本方法采用常压分馏单元分出LPG，其优点在于：一是可充分利用轻质木焦油作为吸收油回收不凝气中的C3和C4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。
如图4所示，自原料预分馏单元来的轻质木焦油2-1与外来的轻质页岩油3-2作为加氢精制反应单元的进料一同进入加氢进料缓冲罐19进行缓冲，缓冲后的混合原料由加氢反应器进料泵20抽出与自新氢压缩机29和循环氢压缩机28来的混合氢3-3混合，经第二换热器10-1和第三换热器10-2换热进入加氢进料加热炉21加热至反应温度，并依次进入第一加氢反应器22和第二加氢反应器23，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成催化加氢反应；加氢反应产物经第二换热器10-1、第三换热器10-2、第四换热器10-3分别与混氢的进料和自低压分离器25抽出的低分油3-1依次换热，经第三冷却器14-2冷却至45～55℃后进入高压分离器24进行分离，在第三冷却器14-2上游注入脱盐水冲洗铵盐；高压分离器24排出的高分气去循环氢脱硫塔26脱硫，循环氢脱硫塔26塔顶排出的高分气经循环氢压缩机入口分液罐27分液后进入循环氢压缩机28升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器25进一步分离，分出的低分气去低压气体脱硫处理，低分油3-1经换热去产品分馏单元加工，高压分离器24和低压分离器25抽出的含硫含氨污水，送污水汽提系统处理。
循环氢脱硫塔26注入脱硫剂与高分气逆流接触，脱除高分气中的H2S，脱硫塔塔底产生的富液去再生系统。
经循环氢压缩机28升压后的循环氢与自新氢压缩机29来的新氢混合，混合氢3-3分为三路：一路作为急冷氢进入加氢反应器23；一路与加氢反应器进料混合去加氢进料加热炉21加热；一路与第一加氢反应器22和第二加氢反应器23入口进料混合，作为气路调节。
所述的高分气去循环氢脱硫塔26脱除H2S的目的在于：轻质木焦油与外来的轻质页岩油均含硫元素，在加氢反应器23中，原料通过加氢脱硫反应产生的H2S易造成循环氢中H2S含量不断积累升高，从而降低混合氢的分压，影响加氢反应效果。
所述的在第三冷却器14-2上游注入脱盐水的目的在于：加氢过程中生成的H2S和NH3会发生反应生成NH4HS结晶，易沉积在第三冷却器14-2的管束中引起系统压降增大。因此，在加氢生成油进入第三冷却器14-2前注入脱盐水溶解胺盐，可避免铵盐结晶析出。
所述的第一加氢反应器22内设三个床层，即一个加氢保护剂床层和两个催化剂床层，第二加氢反应器23内设三个催化剂床层，催化剂床层间设置冷氢箱，采用急冷氢控制反应器内床层温升；第一加氢反应器22和第二加氢反应器23中均装填国产工业加氢精制催化剂，催化剂采用分级装填，可降低加氢反应器压降和床层温差，提高催化剂效率。
所述的采用加氢精制催化剂的目的在于：一是在加氢过程中脱除轻质木焦油和轻质页岩油中的不饱和烃及硫、氮、氧等非烃化合物，改善加氢产物的质量；二是减少SOx、NOx排放，实现清洁生产。
所述的加氢保护剂指上海胜邦开发的JEHT-13保护剂，采用加氢保护剂的目的在于：在加氢过程中脱除轻质木焦油和轻质页岩油中的金属杂质、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。
所述的第一加氢反应器22中装填的国产工业加氢精制催化剂指由上海胜邦开发的JEHT-41催化剂，该催化剂具有优异的加氢脱氧活性并兼顾加氢脱硫和脱氮性能，特别适合于含氧量较高的木焦油、煤焦油等原料的加氢精制反应；第二加氢反应器23中装填的国产工业加氢精制催化剂指由中国石油和FRIPP合作开发的PHF-101催化剂，该催化剂具有优异的加氢脱氮和芳烃加氢活性，特别适合于页岩油、中/低温煤焦油及其他二次加工馏分油提质转化反应。以轻质木焦油和轻质页岩油为原料，JEHT-41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1中数据得出：在其他工艺条件相同的情况下，JEHT-41催化剂的脱氧率为93.4％，FH-UDS催化剂的脱氧率为73.9％，RS-1000催化剂的脱氧率为71.4％；以一次加氢柴油为原料，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2)。由表2中数据得出：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18℃和22℃。
所述的轻质木焦油和轻质页岩油与来自新氢压缩机29和循环氢压缩机28的混合氢混合，本方法采用“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。
所述的加氢反应产物经换热冷却进入高压分离器24，本方法采用冷高压分离方案，其目的在于：一是简化高压分离流程；二是可提高循环氢浓度，降低氢耗量。
所述的加氢进料加热炉21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加氢柴油，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28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29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。
所述的第二换热器10-1、第三换热器10-2、第四换热器10-3均为高压换热器，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。
如图5所示，自加氢精制单元来的低分油3-1经第五换热器10-4和第六换热器10-5与产品分馏塔30塔底油换热，进入产品分馏塔30进行分馏，产品分馏塔30塔顶油气经第二空冷器13-1和第四冷却器14-3冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐31进行气液分离，分出轻油、不凝气和含硫污水；轻油一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经第五冷却器14-4冷却后作为副产品4-2出装置，不凝气4-1出装置，含硫污水送污水汽提系统处理。
从产品分馏塔30侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔34进行汽提，汽提产物分为三路：一路由塔顶排出作为回流返回产品分馏塔30；一路经柴油汽提塔重沸器35加热后返回汽提塔34；一路由柴油汽提塔塔底泵36抽出，一部分经第六冷却器14-5冷却后作为回流返回汽提塔34，另一部分经第七冷却器14-6冷却后作为主产品加氢柴油4-3出装置。
产品分馏塔30塔底油分为两路：一路经产品分馏塔重沸炉33加热后作为热源返回产品分馏塔30，另一路进入柴油汽提塔重沸器35，作为重沸器的热源与柴油汽提塔34物料换热，再与低分油换热，经第八冷却器14-7冷却后作为加氢尾油4-4出装置。
所述的柴油汽提塔34采用重沸器作为热源的间接汽提方案的优点在于：一是避免水蒸气直接汽提所造成汽提塔的塔径增大，从而增加产品分馏塔塔顶冷凝冷却装置的负荷、后续污水处理量及装置的规模；二是利于环保。
表1 JEHT-41催化剂与国内催化剂参比表
表2 PHF-101催化剂与国内催化剂参比表
具体实施方式三：本实施方式与具体实施方式一或二之不同的是：所述的轻质木焦油为≤345℃的馏分油；重质木焦油为＞345℃的馏分油。
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：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。
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：所述的解析气为含C3和C4的LPG组分；解析油为含≥C5的组分。
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：所述外来的轻质页岩油为油页岩经热解分馏的产物，其馏程为≤350℃的馏分油。
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：所述的轻质木焦油与外来的轻质页岩油作为加氢精制反应单元的进料，其混合比例为：轻质木焦油/轻质页岩油(体积比)＝65:35。
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：所述的第一加氢反应器为固定床加氢反应器，加氢反应器内设三个床层，即一个保护剂床层和两个催化剂床层，催化剂床层间设置冷氢箱；保护剂装填于第一床层，催化剂分别装填于第二、第三床层，第一床层设置在加氢反应器顶部，第二、第三床层按加氢反应器径向分布自上而下依次设置。第二加氢反应器为固定床加氢反应器，加氢反应器内设三个催化剂床层，催化剂床层间设置冷氢箱；催化剂分别装填于第一、二、第三床层，床层按加氢反应器径向分布自上而下依次设置。
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：所述第一加氢反应器装填的催化剂为单剂，其主要功能是实现加氢脱氧的目的；第二加氢反应器装填的催化剂为单剂，其主要功能是实现加氢脱硫和加氢脱氮的目的。
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：所述的脱硫剂为N－甲基二乙醇胺；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。
具体实施方式十一：本实施方式与具体实施方式一至十之一不同的是：所述的轻油为≤177℃馏分油；加氢柴油为178～343℃馏分油；加氢尾油为＞343℃馏分油。
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廊乡林业局生物质低温热解生成的木焦油及东宁矿区加工的页岩油作为原料，原料性质见表3。
表3原料性质表
全馏分木焦油1-1作为原料油进入第一原料油缓冲罐5，将原料油中的水和淤渣沉降分离并脱除，沉降分离操作时间为10h，沉降分离后的原料油进入自动反冲洗过滤器7过滤，过滤后进入第二原料油缓冲罐8进一步脱除原料油中的游离水和淤渣，沉降分离操作时间为10h，沉降分离后的原料油送至原料预分馏单元加工。
所述的原料油缓冲罐的温度为73℃、压力为0.18MPaG。
实验结果见表4(经预处理的木焦油性质)。
表4预处理后的原料性质表
项目 廊乡木焦油
机械杂质含量/％(m) 0.4
水份含量/％(m) 2.56
实验二：自原料预处理单元来的全馏分木焦油1-1通过常压分馏塔进料泵9升压，经第一换热器10与常压分馏塔塔底重质木焦油换热后进入常压分馏塔12进行分馏；轻质页木焦油馏分从塔顶排出，经第一空冷器13和第一冷却器14冷凝冷却后进入常压分馏塔塔顶回流罐15进行气液分离，含硫污水送污水汽提系统处理，不凝气去不凝气压缩机组16压缩；重质木焦油馏分经常压分馏塔塔底泵11抽出经第二冷却器14-1冷却后出装置。
所述的自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质木焦油分为三路：一路去加氢精制反应单元加工；一路送至吸收塔17作为吸收油吸收不凝气中的重组分；一路作为常压分馏塔12的塔顶回流。
所述的常压分馏塔塔顶回流罐15排出的不凝气经压缩机组16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17，在吸收塔17内，用自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质木焦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18闪蒸；闪蒸罐18罐罐顶分出的解析气为LPG组分送出装置，罐底分出的解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐15。
所述的常压分馏塔塔顶温度为165℃、塔底温度为295℃、塔顶压力为0.3MPaG。
所述的压缩机组操作条件：一级压缩机入口压力为0.12MPaG、出口压力为0.45MPaG；二级压缩机入口压力为0.45MPaG、出口压力为3.65MPaG。
所述的吸收塔温度为50℃、压力为1.35MPaG；闪蒸罐罐顶温度为75℃，罐底温度为175℃，压力为1.3MPaG。
实验结果见表5(原料预分馏单元产品分布表)。
表5原料预分馏单元产品分布表
项目 廊乡木焦油/m％
原料
全馏分木焦油 100
产品
轻质木焦油 36.7
重质木焦油 58.5
解析气 2.3
燃料气 1.5
排放及损失 1.0
合计 100
实验三：自原料预分馏单元来的轻质木焦油2-1与外来的轻质页岩油3-2作为加氢精制反应单元的进料一同进入加氢进料缓冲罐19，缓冲后的混合原料由加氢反应器进料泵20抽出与自新氢压缩机29和循环氢压缩机28来的混合氢混合，经第二换热器10-1和第三换热器10-2换热进入加氢进料加热炉21加热至反应温度，并依次进入第一加氢反应器22和第二加氢反应器23，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成催化加氢反应；加氢反应产物经第二换热器10-1、第三换热器10-2、第四换热器10-3分别与混氢的进料和自低压分离器25抽出的低分油依次换热，经第三冷却器14-2冷却至45～55℃后进入高压分离器24进行分离，高压分离器24排出的高分气去循环氢脱硫塔26脱硫并经循环氢压缩机入口分液罐27分液后进入循环氢压缩机28升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器25进一步分离，分出的低分气去低压气体脱硫处理，低分油经换热去产品分馏单元加工，高压分离器24和低压分离器25抽出的含硫含氨污水，送污水汽提系统处理。
高分气去循环氢脱硫塔26，在塔内与来自脱硫剂罐的脱硫剂逆流接触脱除高分气中的H2S，脱硫塔塔底产生的富液去再生系统。
经循环氢压缩机28升压后的循环氢与自新氢压缩机29来的新氢混合，混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入第一加氢反应器22和第二加氢反应器23；一路与加氢反应器进料混合去加氢进料加热炉21加热；一路与第一加氢反应器22和第二加氢反应器23入口进料混合，作为气路调节。
所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为212℃，出炉温度为286℃。
所述的第一加氢反应器入口氢分压为5.5MPaG，入口温度为284℃，出口温度为345℃，氢油比为500:1，催化剂体积空速为1.6h-1，保护剂体积空速为8.5h-1，催化剂床层总温升为23℃，化学氢耗量(m％)0.8％。
所述的第二加氢反应器入口氢分压为6.8MPaG，入口温度为343℃，出口温度为370℃，氢油比为550:1，催化剂体积空速为1.4h-1，催化剂床层总温升为25℃，化学氢耗量(m％)1.2％。
所述的高压分离器平均温度为52℃，平均压力为5.0MPaG；低压分离器平均温度为48℃，平均压力为1.8MPaG。
所述的新氢压缩机入口压力为3.5MPaG、出口压力为5.8MPaG；循环氢压缩机入口压力为3.5MPaG、出口压力为5.8MPaG。
所述的循环氢脱硫塔操作条件：入塔温度为185℃，塔顶压力为0.75MPaG，塔顶温度为215℃，塔底温度为230℃。
实验四：自加氢精制单元来的低分油经第五换热器10-4和第六换热器10-5与产品分馏塔30抽出的加氢尾油换热后，进入产品分馏塔30进行分馏，产品分馏塔30塔顶油气经第二空冷器13-1和第四冷却器14-3冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐31进行气液分离，分出的轻油一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经第五冷却器14-4冷却后作为副产品出装置，分出的不凝气出装置，含硫污水送污水汽提系统处理。
从产品分馏塔30侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔34进行汽提，汽提产物分为三路：一路由塔顶排出作为回流返回产品分馏塔30；一路经柴油汽提塔重沸器35加热后返回汽提塔34；一路由柴油汽提塔塔底泵36抽出，一部分经第六冷却器14-5冷却后作为回流返回汽提塔34，另一部分经第七冷却器14-6冷却后作为主产品加氢柴油出装置。
产品分馏塔30塔底抽出的加氢尾油分为两路：一路经产品分馏塔重沸炉33加热后作为热源返回产品分馏塔30，另一路进入柴油汽提塔重沸器35，作为柴油汽提塔重沸器35的热源与柴油汽提塔34物料换热，再与自加氢精制反应单元来的低分油换热，经第八冷却器14-7冷却后出装置。
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312℃，塔顶温度为175℃，柴油馏分抽出温度为335℃，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278℃，塔顶温度为272℃，塔底温度为258℃。
实验结果见表6(产品性质表)。
表6产品性质表
注：对比例1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柴油的性质。
对比例2为采用全馏分页岩油生产低硫低凝柴油的方法(ZL201310484593.9)。

Claims (10)

1.一种木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述方法步骤如下：
一、原料预处理单元：
将全馏分木焦油送入原料油缓冲罐进行缓冲；
所述的原料油缓冲罐温度为60～80℃、压力为0.1～0.3MPaG；
二、原料预分馏单元：
缓冲后的全馏分木焦油进入常压分馏塔进行预分馏，分馏产物为轻质木焦油、重质木焦油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分；常压分馏塔塔顶油气经冷凝冷却进入常压分馏塔塔顶回流罐进行气液分离，分出轻质木焦油、不凝气和含硫污水，轻质木焦油分为三路：一路去加氢精制反应单元加工，一路送至吸收塔作为吸收油吸收不凝气中的重组分，一路作为常压分馏塔塔顶回流；不凝气送入压缩机组经两级压缩后进入吸收塔，在吸收塔内分解为燃料气和轻质油，燃料气出装置，轻质油去闪蒸罐闪蒸得到解析气LPG和解析油，解析气LPG出装置，解吸油返回常压分馏塔塔顶回流罐；含硫污水送污水汽提系统处理；
重质木焦油由常压分馏塔塔底抽出经换热冷却出装置；
所述的常压分馏塔塔顶温度为160～180℃、塔底温度为290～310℃、塔顶压力为0.2～0.4MPaG；
所述的压缩机组操作条件：一级压缩机入口压力为0.1～0.3MPaG、出口压力为0.3～0.6MPaG；二级压缩机入口压力为0.3～0.6MPaG、出口压力为2.0～4.0MPaG；
所述的吸收塔温度为40～60℃、压力为1.0～2.0MPaG；
所述的闪蒸罐罐顶温度为60～80℃，罐底温度为160～180℃，压力为1.0～2.0MPaG；
三、加氢精制反应单元：
自原料预分馏单元来的轻质木焦油与外来的轻质页岩油一同进入加氢进料缓冲罐；缓冲后的混合原料由加氢反应器进料泵抽出与自新氢压缩机和循环氢压缩机来的混合氢混合，经换热进入加氢进料加热炉加热，并依次进入第一加氢反应器和第二加氢反应器，在加氢保护剂和加氢催化剂的条件下完成催化加氢反应；加氢反应产物依次进入高压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气、低分油和含硫污水，低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油经换热去产品分馏单元，含硫污水送污水汽提系统处理；
所述的加氢进料加热炉操作条件：入炉温度为200～220℃，出炉温度为280～300℃；
所述的第一加氢反应器入口氢分压为4.0～6.0MPaG，入口温度为280～300℃，出口温度为340～360℃，氢油比为400:1～600:1，催化剂体积空速为1.5～3.0h-1，保护剂体积空速为8.0～10.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.0％；
所述的第二加氢反应器入口氢分压为6.0～8.0MPaG，入口温度为340～360℃，出口温度为360～400℃，氢油比为600:1～800:1，催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(m％)0.5～1.5％；
所述的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1.0～3.0MPaG；
四、产品分馏单元：
自加氢精制反应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气液分离，分出轻油、不凝气和含硫污水，轻油馏分分为两路：一路返回产品分馏塔塔顶作为回流，一路经冷却作为副产品出装置；不凝气作为副产品燃料气出装置；含硫污水送污水汽提系统处理；
产品分馏塔塔底油分为两路：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，经换热冷却后作为副产品加氢尾油出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔进行汽提；
柴油汽提塔塔底设置重沸器作为柴油汽提塔的热源，柴油汽提塔塔内物流分为三路：一路由柴油汽提塔塔顶排出作为产品分馏塔回流；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柴油汽提塔回流，另一部分经冷却作为主产品加氢柴油出装置；
所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃,出炉温度为280～320℃；
所述的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℃；
所述的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所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述轻质木焦油为≤345℃的馏分油；重质木焦油为＞345℃的馏分油。
3.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述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。
4.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述解析气为含C3和C4的LPG组分；解析油为含≥C5的组分。
5.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述外来的轻质页岩油为油页岩经热解分馏的产物，其馏程为≤350℃的馏分油。
6.根据权利要求1或5所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述轻质木焦油与外来的轻质页岩油的体积比为65:35。
7.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述第一加氢反应器为固定床加氢反应器，加氢反应器内设三个床层，即一个保护剂床层和两个催化剂床层，催化剂床层间设置冷氢箱；保护剂装填于第一床层，催化剂分别装填于第二、第三床层，第一床层设置在第一加氢反应器顶部，第二、第三床层按第一加氢反应器径向分布自上而下依次设置；第二加氢反应器为固定床加氢反应器，加氢反应器内设三个催化剂床层，催化剂床层间设置冷氢箱；催化剂分别装填于第一、第二、第三床层，床层按第二加氢反应器径向分布自上而下依次设置。
8.根据权利要求1或7所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述第一加氢反应器装填的催化剂为单剂，用于加氢脱氧；第二加氢反应器装填的催化剂为单剂，用于加氢脱硫和加氢脱氮。
9.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述脱硫剂为N－甲基二乙醇胺。
10.根据权利要求1所述的木焦油提质转化柴油的方法，其特征在于所述轻油为≤177℃馏分油；加氢柴油为178～343℃馏分油；加氢尾油为＞343℃馏分油。
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