法律状态公告日
法律状态信息
法律状态
2017-05-31
授权
授权
2016-09-07
实质审查的生效 IPC(主分类):C10G67/02 申请日:20160613
实质审查的生效
2016-08-10
公开
公开
技术领域
本发明涉及一种全馏分页岩油加氢脱氮的工艺。
背景技术
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”。我国页岩油中约含3％的石脑油馏分，约40％的轻柴油馏分，约45％的重柴油馏分。根据页岩油馏分特点，目前页岩油主要采用催化加氢工艺或与裂化工艺组成联合工艺生产车用柴油，副产石脑油、LPG和干气。柴油可作为商品直接出售；石脑油既可作为汽油调和组分，又可作为化工轻油生产“三烯”；LPG可作为工业或民用清洁燃料；干气可用作企业自用燃料气或作为LNG原料。
页岩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，但其共性是氮化合物含量较高，均属高氮石蜡基油种。在工业加氢装置上，页岩油氮化物会导致催化剂床层积炭、堵塞孔道，降低催化剂表面的利用率。另外石脑油作为重整料和加氢裂化中裂化段进料对氮含量也有严格要求，以避免重整剂和催化剂中毒失活，因此在页岩油加氢精制过程中，除了选择适宜的加氢脱氮催化剂，提高加氢脱氮率外，还要综合考虑催化剂的使用寿命，提高催化剂的操作运转周期，实现节能增效的目的。
氮化物是影响柴油颜色的主要物质之一，虽然汽柴油产品国家标准中，未给出氮含量严格的指标要求，但氮含量与产品颜色及氧化安定性等指标均有关联。柴油的安定性差，对油品的储存和使用有很大影响，尤其在油罐和燃料系统生成胶质和沉渣，影响供油并加剧设备磨损。随着我国环保要求的日益苛刻，车用运输燃料品质的不断升级，对燃料中的氮含量的要求也不断严格，国IV排放标准中规定了机动车NOX污染物排放标准，因此，如何合理有效地降低页岩油的氮含量，提高页岩油加氢精制脱氮率显得十分重要。
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。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(公开号为CN102465015A)本发明公开了一种页岩油的加工方法。该方法包括：页岩油分割成轻、重组分，重组分与氢气通过上流式加氢反应器，所得流出物与轻组分、氢气再通过常规加氢精制反应器进行反应，加氢精制流出物经分离和分馏，得到轻质产品。 本发明方法首先对页岩油进行轻、重组分切割，使得页岩油中的金属、胶质等易沉淀杂质进入到重组分中，然后利用上流式反应器的特点，使胶质、金属等污染物能均匀沉积在催化剂床层中，有效减缓催化剂床层压降的过快增长；脱除大部分杂质的物流再进行常规加氢精制，一方面可以脱除页岩油中的硫、氮等杂质，同时也能够延长加氢精制催化剂的运转周期，从而取得理想的加工效果。该方法采用两段加氢流程，产品质量好，但是重组分加氢存在加氢苛刻度高、设备要求高、耗氢量大等问题，因而建设投资和操作费用大。
专利(公开号为CN101492605)本发明涉及一种页岩油加氢工艺方法，页岩油原料从上部进入反应器，氢气从下部进入反应器，气液逆向通过加氢精制催化剂床层，进行油品加氢精制，反应后气相从反应器上部排出，反应后液相为精制页岩油，从反应器下部排出。与现有技术相比，本发明方法不需要其它过程辅助处理，只采用加氢工艺就可以将高氮含量的页岩油加工为低氮含量的精制页岩油。该方法反应器采用固定床而非流化床，存在催化剂床层因高氮化物引起的积碳失活问题，另因加氢脱氮反应包括加氢和氢解两个反应路径，只靠单反应器解决低氮含量的产品难度太大。
专利(公开号为CN101967392A)本发明公开一种对页岩油进行脱氮精制的方法，其具体的步骤如下：(A)将页岩油加热至55～85℃后与脱氮剂在静态混合器中混合；(B)将混合后的页岩油送入沉降罐中沉降分渣，氮渣从沉降罐底部排出；(C)除去氮渣后的页岩油送入聚结分离设备进一步精制。采用上述工艺方法对页岩油进行脱氮精制，脱碱氮率都可以达到80％以上，页岩油酸值增加率小于100％，保证了脱氮后页岩油后续加工过程的质量。该方法属于在页岩油预处理过程中脱碱氮，具有方法简单、投资低的特点，但页岩油中的非碱性氮化物无法脱除，且沉降分渣过程的物耗较大，原料利用率不高。
专利(公开号为CN101942333A)本发明公开一种页岩油一段串联加氢裂化工艺方法，页岩油原料与氢气并流从上部进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂存在下进行加氢精制反应，加氢精制反应流出物进入加氢裂化反应器上部，在加氢裂化反应器上部进行气液分离，气相从加氢裂化反应器顶部排出，液相与从加氢裂化反应器底部进入的氢气逆流在加氢裂化催化剂上进行加氢裂化反应，加氢裂化反应后，液相产物从加氢裂化反应器底部排出，气相与加氢精制反应流出物分离出的气相共同从加氢裂化反应器顶部排出。本发明方法解决了现有技术中由于页岩油中氮含量高造成加氢裂化工艺轻质产品收率低等不足，同时可以提高产品质量，本发明方法流程简单，操作稳定。该方法增设加氢裂化单元，轻油收率高，产品质量好，但存在加氢裂化装置投资大，全加氢组合工艺氢耗高，催化剂体系复杂等问题。另采用大量高品质清洁能源—氢气、电力来加工低值原料不符合国情。
专利(公开号为CN201010520957.0)本发明涉及一种直接从页岩油中脱除碱性氮化合物的脱氮剂，该脱氮剂按照重量百分比其组成为：B：40％～80％，L：0.5％～10％，S：0.1％～0.5％，余量为水；其中B为磷酸、L为路易斯酸、S为水溶性破乳剂。上述配方中的B可提供H+与碱性氮化物的一对孤对电子络合成盐，从而将碱性氮化物从油品中脱除；L可接受碱性氮化物的一对孤对电子络合成盐，B、L的协同作用具有良好的脱碱性氮能力；S具有良好的破乳效果，并可提高水溶性B、L剂在油品搅拌过程中与油品的均混程度，从而提高主剂的脱氮效率。该方法采用络合脱氮法，具有方法简单、投资低的特点，但页岩油中的非碱性氮化物无法脱除，且存在脱氮剂分离及对后续加氢催化剂影响问题。
发明内容
本发明是为了解决现有页岩油加氢精制生产柴油的方法中存在柴油产品的安定性较差，加氢精制催化剂操作运转周期短的技术问题，提供了一种提高页岩油加氢精制脱氮率的方法。
一种提高页岩油加氢精制脱氮率的方法：
一、原料预处理单元：
将全馏分页岩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：
全馏分页岩油进入常压分馏塔进行原料预分馏，分馏产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分；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，分出轻质页岩油、不凝气和含硫污水；轻质页岩油分为三路：一路去一次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，燃料气送出装置，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，并通过闪蒸罐将不凝气中的轻、重组分分离，分离出的解析气作为副产品LPG送出装置，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；重质页岩油由常压分馏塔塔底抽出经换热送出装置；
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、一次加氢精制反应单元：
自原料预分馏单元来的轻质页岩油作为一次加氢精制反应单元的进料，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后与自二次加氢精制反应单元来的加氢产物混合进入第一加氢反应器，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压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油入汽提塔进行汽提，汽提产物为一次加氢石脑油和一次加氢柴油；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220～240℃，出炉温度为300～320℃；
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300～320℃，出口温度为340～380℃，氢油比为400:1～800:1，加氢催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，加氢保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，加氢催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(质量百分比分数)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1.0～2.5MPaG；
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；一路与轻质页岩油混合作为一次加氢精制单元的进料；一路与第一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4.0～6.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为4.0～6.0MPaG；
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175～240℃，塔底温度为185～240℃；
汽提塔塔顶油气经冷凝冷却进入汽提塔塔顶回流罐进行气液分离，分出一次加氢石脑油、不凝气和含硫污水；分出的一次加氢石脑油一部分返回汽提塔作为塔顶回流，其余作为副产品加氢石脑油送出装置；不凝气汇入低分气，含硫污水送污水汽提系统处理；汽提 塔塔底油分为两路：一路经汽提塔重沸炉加热后作为热源返回汽提塔，另一路作为一次加氢柴油送入二次加氢精制反应单元；
所述的汽提塔塔顶温度为120～160℃、塔底温度为240～280℃、塔顶压力为0.1～0.2MPaG；
所述的汽提塔重沸炉操作条件：入炉温度为220～240℃，出炉温度为260～300℃；
四、二次加氢精制反应单元：
自一次加氢精制反应单元来的一次加氢柴油作为二次加氢精制反应单元的进料，与自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第二加氢反应器，在加氢催化剂的条件下完成加氢反应，加氢反应产物一部分送至一次加氢精制反应单元与第一加氢反应器进料混合，余料进入高压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；
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300～320℃；
所述的第二加氢反应器入口氢分压为4.0～8.0MPaG，入口温度为300～320℃，出口温度为340～380℃，氢油比为400:1～1000:1，加氢催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，加氢保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，加氢催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(质量百分比分数)0.5～2.0％；
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1.0～2.5MPaG；
高分气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；一路与一次加氢柴油馏分混合作为二次加氢精制单元的进料；一路与第二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低压分离器进行分离，低分气去低压气体脱硫系统，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：
自二次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，分出二次加氢石脑油、不凝气和含硫污水；分出的二次加氢石脑油一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经冷却汇入一次加氢石脑油一同作为副产品加氢石脑油送出装置；不凝气送出装置，含硫污水送 污水汽提系统处理；
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，经换热冷却后作为加氢尾油送出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔汽提；
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主产品加氢精制柴油送出装置；
所述的产品分馏塔塔顶压力为0.15～0.25MPaG，进料温度为300～360℃，塔顶温度为160～180℃，柴油馏分抽出温度为180～360℃，塔底温度为350～360℃；柴油汽提塔塔顶压力为0.15～0.45MPaG，进料温度为270～290℃，塔顶温度为260～280℃，塔底温度为250～270℃；
所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃，出炉温度为280～320℃。
步骤二中所述的轻质页岩油为≤365℃的馏分油；重质页岩油为＞365℃的馏分油；
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≥C5的组分。
步骤三中所述第一加氢反应器为固定床加氢反应器，第一加氢反应器内设三个床层，即一个加氢保护剂床层和两个加氢催化剂床层，加氢催化剂床层间设置冷氢箱；加氢保护剂装填于第一床层，加氢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、第三床层按加氢反应器径向分布自上而下依次设置。
步骤三中所述的加氢保护剂化学组成按质量份数由：5～8份MoO3和2～5份NiO组成，加氢催化剂化学组成按质量份数由：18～24份WO3、6～10份MoO3和3～6份NiO组成。
步骤三中所述的脱硫剂为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。
步骤三中所述二次加氢精制反应单元来的加氢产物为自第二加氢反应器抽出的加氢生成油。
步骤三中所述一次加氢石脑油为≤195℃馏分油，一次加氢柴油为＞195℃馏分油。
步骤四中所述第二加氢反应器内设两个加氢催化剂床层，床层间设置冷氢箱，加氢催化剂分别装填于加氢反应器第一、第二床层，床层按第二加氢反应器径向分布自上而下依 次设置。
步骤四中所述加氢反应产物一部分送至一次加氢精制反应单元与第一加氢反应器进料混合，其加氢反应产物占混合物的质量分数为10～20％。
步骤五中所述的加氢石脑油包括：一次加氢石脑油(≤195℃)和二次加氢石脑油(≤177℃馏分油)；加氢精制柴油为178～365℃馏分油；加氢尾油为＞365℃馏分油。
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、预分馏、一次加氢精制反应、二次加氢精制反应、产品分馏工艺单元生产运输燃料，主产品为加氢精制柴油；副产品为高附加值的LPG、加氢石脑油；工艺装置甩出的重质页岩油和加氢尾油可去下游装置进一步加工利用，有效提升了页岩油资源的利用效率和综合利用水平。
2、采用本发明加工全馏分页岩油具有轻质油收率高；石脑油和柴油氮含量低，柴油的色度和安定性符合国Ⅴ标准要求，为从事页岩油深加工企业提供了一种提高页岩油加氢精制脱氮率的有效方法，可提高企业经济效益和市场竞争力。
3、采用本方法加工全馏分页岩油可对原料进行优化，可适当掺炼二次加工馏分油，扩大了装置进料来源和开工率。
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，部分二次加氢产物与一次加氢进料混合，“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：一是提供一种提高页岩油加氢精制脱氮率的有效方法，解决现有方法前，页岩油加氢精制生产柴油的方法中存在柴油产品的安定性差，加氢精制催化剂操作运转周期短的技术问题，可同时实现轻质油产品深度脱硫的目的。二是利用页岩油生产运输燃料和化工轻油，不断挖掘页岩油深加工的潜力，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、预分馏、一次加氢精制反应、二次加氢精制反应、产品分馏工艺单元生产运输燃料，主产品为加氢精制柴油；副产品为高附加值的LPG、加氢石脑油；工艺装置甩出的重质页岩油和加氢尾油可去下游进一步加工利用。本发明为从事页岩油深加工企业提供了一种提高页岩油加氢精制脱氮率的有效方法，未见报道。
附图说明
图1是本发明一种提高页岩油加氢精制脱氮率的方法的流程图，图中1表示原料预处理单元，2表示原料预分馏单元，3表示一次加氢精制反应单元，4表示二次加氢精制反应单元，5表示产品分馏单元，1-1表示全馏分页岩油，2-1表示轻质页岩油，2-2表示重质页岩油，2-3表示LPG，3-1表示一次加氢柴油，3-2表示一次加氢石脑油，3-3表示氢气，4-1表示二次加氢产物，4-2表示氢气，5-1表示二次加氢石脑油，5-2表示加氢精制柴油，5-3表示加氢尾油；
图2是原料预处理单元流程图；
图3是原料预分馏单元流程图；
图4是一次加氢精制反应单元流程图；
图5是二次加氢精制反应单元流程图；
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。
具体实施方式一：一种提高页岩油加氢精制脱氮率的方法：
一、原料预处理单元：
将全馏分页岩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：
全馏分页岩油进入常压分馏塔进行原料预分馏，分馏产物为轻质页岩油、重质页岩油和不凝气，不凝气中含有轻组分和重组分；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，分出轻质页岩油、不凝气和含硫污水；轻质页岩油分为三路：一路去一次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，燃料气送出装置，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，并通过闪蒸罐将不凝气中的轻、重组分分离，分离出的解析气作为副产品LPG送出装置，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；重质页岩油由常压分馏塔塔底抽出经换热送出装置；
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、一次加氢精制反应单元：
自原料预分馏单元来的轻质页岩油作为一次加氢精制反应单元的进料，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后与自二次加氢精制反应单元来的加氢产物混合进入第一加氢反应器，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压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油入汽提塔进行汽提，汽提产物为一次加氢石脑油和一次加氢柴油；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220～240℃，出炉温度为300～320℃；
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300～320℃，出口温度为340～380℃，氢油比为400:1～800:1，加氢催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，加氢保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，加氢催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(质量百分比分数)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1.0～2.5MPaG；
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；一路与轻质页岩油混合作为一次加氢精制单元的进料；一路与第一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4.0～6.0MPaG；循环氢压缩机入口压力为2.0～4.0MPaG、出口压力为4.0～6.0MPaG；
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175～240℃，塔底温度为185～240℃；
汽提塔塔顶油气经冷凝冷却进入汽提塔塔顶回流罐进行气液分离，分出一次加氢石脑 油、不凝气和含硫污水；分出的一次加氢石脑油一部分返回汽提塔作为塔顶回流，其余作为副产品加氢石脑油送出装置；不凝气汇入低分气，含硫污水送污水汽提系统处理；汽提塔塔底油分为两路：一路经汽提塔重沸炉加热后作为热源返回汽提塔，另一路作为一次加氢柴油送入二次加氢精制反应单元；
所述的汽提塔塔顶温度为120～160℃、塔底温度为240～280℃、塔顶压力为0.1～0.2MPaG；
所述的汽提塔重沸炉操作条件：入炉温度为220～240℃，出炉温度为260～300℃；
四、二次加氢精制反应单元：
自一次加氢精制反应单元来的一次加氢柴油作为二次加氢精制反应单元的进料，与自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第二加氢反应器，在加氢催化剂的条件下完成加氢反应，加氢反应产物一部分送至一次加氢精制反应单元与第一加氢反应器进料混合，余料进入高压分离器、低压分离器进行分离，分离产物为低分气和低分油；
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300～320℃；
所述的第二加氢反应器入口氢分压为4.0～8.0MPaG，入口温度为300～320℃，出口温度为340～380℃，氢油比为400:1～1000:1，加氢催化剂体积空速为1.2～2.0h-1，加氢保护剂体积空速为7.0～9.0h-1，加氢催化剂床层总温升为20～40℃，化学氢耗量(质量百分比分数)0.5～2.0％；
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1.0～2.5MPaG；
高分气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；一路与一次加氢柴油馏分混合作为二次加氢精制单元的进料；一路与第二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低压分离器进行分离，低分气去低压气体脱硫系统，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：
自二次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，分出二次加氢石脑油、不凝气和 含硫污水；分出的二次加氢石脑油一部分返回产品分馏塔塔顶作为回流，另一部分经冷却汇入一次加氢石脑油一同作为副产品加氢石脑油送出装置；不凝气送出装置，含硫污水送污水汽提系统处理；
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，经换热冷却后作为加氢尾油送出装置；从产品分馏塔侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔汽提；
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主产品加氢精制柴油送出装置；
所述的产品分馏塔塔顶压力为0.15～0.25MPaG，进料温度为300～360℃，塔顶温度为160～180℃，柴油馏分抽出温度为180～360℃，塔底温度为350～360℃；柴油汽提塔塔顶压力为0.15～0.45MPaG，进料温度为270～290℃，塔顶温度为260～280℃，塔底温度为250～270℃；
所述的重沸炉操作条件：入炉温度为240～280℃，出炉温度为280～320℃。
结合附图1说明本实施方式：
自罐区来的全馏分页岩油(可适当掺炼二次加工馏分油)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进入原料预分馏单元2分离出LPG2-3、轻质页岩油2-1、重质页岩油2-2；轻质页岩油2-1进入一次加氢精制反应单元3与氢气3-2和加氢催化剂在第一加氢反应器中发生催化加氢反应，生成的一次加氢石脑油3-2汇入5-1二次加氢石脑油馏分，生成的一次加氢柴油3-1进入二次加氢精制反应单元4；在二次加氢精制反应单元4中，一次加氢柴油3-1与氢气4-2和加氢催化剂在第二加氢反应器中发生催化加氢反应，加氢反应产物4-1一部分汇入轻质页岩油2-1，另一部分进入产品分馏单元5进行产品分馏；在产品分馏单元5分离出主产品——加氢精制柴油5-2，副产品——二次加氢石脑油5-1和加氢尾油5-3。
结合图2说明本实施方式：
自罐区来的全馏分页岩油1-1(可适当掺炼二次加工馏分油)作为原料油进入原料油缓冲罐6-1，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撇油线7-1抽出装置，沉降分离后的原料油经换热器8与自原料预分馏单元2来的重质页岩油换热(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)后进入自动反冲洗过滤器9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)，再经换热器10与重质页岩油换热后进入原料油缓冲罐6-2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撇油线7-2抽出装置，沉降分离后的原料油送原料预分馏单元加工，重质页岩油经过冷却器7-3冷却后送出装置。
所述的原料油过滤后再经原料油缓冲罐6-1进一步脱除原料油中的游离水，其目的在于：一是防止全馏分页岩油1-1中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6-1、原料油缓冲罐6-2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。
结合图1说明本实施方式：
自原料预处理单元来的全馏分页岩油1-1通过常压分馏塔进料泵9-1升压，经换热器9-2与常压分馏塔塔底重质页岩油换热后进入常压分馏塔11进行分馏，常压分馏塔11采用常压操作不抽侧线，塔底通入3.5MPaG搅拌蒸汽，轻质页岩油馏分(≤365℃)从常压分馏塔11塔顶排出，经空冷器13、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，重质页岩油馏分(＞365℃)经常压分馏塔塔底泵12抽出去原料预处理单元换热冷却后送出装置。
所述的自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质页岩油(≤365℃)分为三路：一路去一次加氢精制反应单元作为第一加氢反应器23进料；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11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，级间设置冷却器。在吸收塔17内，用常压分馏塔塔顶回流罐15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18闪蒸。
采用常压分馏单元分出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18闪蒸，闪蒸罐18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15，优点在于：一是采用解析油返回常压蒸馏塔塔顶回流罐15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说明本实施方式：
自原料预分馏单元来的轻质页岩油与来自新氢压缩机19和循环氢压缩机20的混合氢混合，经换热器22-1、换热器22-2、换热器22-3、换热器22-4换热后进入加氢进料加热炉21加热，加热后的轻质页岩油与自第二加氢反应器38来的二次加氢反应产物混合，一同进入第一加氢反应器23中进行催化加氢反应，一次加氢反应产物经换热器22-4、换热器22-3、换热器22-2、换热器22-1与混氢的轻质页岩油依次换热，经冷却器24冷却至45～55℃后进入高压分离器25进行分离，在冷却器24上游设置脱盐水罐注水冲洗铵盐，高压分离器25排出的高分气去循环氢脱硫塔28脱硫并经循环氢压缩机入口分液罐29分液后进入循环氢压缩机20升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器26进一步分离，高压分离器25抽出的含硫含氨污水汇入低压分离器26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28，在塔内与来自脱硫剂罐27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20升压后的循环氢与自新氢压缩机19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23；一路与轻质页岩油混合去加氢进料加热炉21加热；一路与第一加氢反应器23入口进料混合，作为气路调节。
所述的高分油送低压分离器26进行分离，分离出的低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油入汽提塔30进行汽提，汽提塔塔顶油气经冷却器32冷却后进入汽提塔塔顶回流罐33进行气液分离，分离产物为一次加氢石脑油馏分和一次加氢柴油馏分；含硫污水送污水汽提系统处理；低分气去低压气体脱硫系统，低分油去汽提塔30汽提，汽提塔塔顶油气经冷却器32冷却后进入汽提塔塔顶回流罐33进行气液分离，分离出的不凝气汇入低分气，含硫污水送污水汽提系统处理，分离出的一次加氢石脑油一部分返回汽提塔塔顶作为回流，其余出装置；汽提塔塔底产物一部分经重沸炉31加热后作为热源返回汽提塔30，其余作为一次加氢柴油进入二次加氢精制反应单元。
高分气去循环氢脱硫塔28脱除H2S，其目的在于：全馏分页岩油及掺炼的二次加工馏分油均含硫元素，在第一加氢反应器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，降低混合氢的分压，影响加氢反应效果。
在冷却器24上游注入脱盐水其目的在于：加氢过程中生成的H2S和NH3，会生成NH4HS结晶，沉积在冷却器24的管束中，引起系统压降增大。因此，在加氢反应流出物进入冷却器24前注入脱盐水溶解胺盐，避免铵盐结晶析出。
第一加氢反应器23内设三个床层，即一个加氢保护剂床层和两个加氢催化剂床层，加氢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23中装填国产工业加氢精制催化剂和加氢保护剂，催化剂采用分级装填，可降低第一加氢反应器23压降和床层温差，提高催化剂效率。
国产工业加氢精制催化剂由FRIPP开发的FH-98催化剂，该剂具有优异的加氢脱硫、脱氮活性，特别适合于轻质页岩油、中/低温煤焦油及其他二次加工馏分油的加氢精制反应。以轻质页岩油为原料，FH-98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14℃和16℃。
所述的加氢保护剂指FRIPP开发的FZC-103保护剂，采用加氢保护剂其目的在于：在加氢过程中脱除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。
加氢精制催化剂其目的在于：一是在加氢过程中脱除轻质页岩油中的不饱和烃及硫、氮等非烃化合物，改善加氢产物的质量；二是减少SOx、NOx排放，实现清洁生产。
所述的轻质页岩油与来自新氢压缩机19和循环氢压缩机20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。
高压分离器25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20，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19，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22-1、换热器22-2、换热器22-3、换热器22-4换热器组为高压换热器，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。
所述的第一加氢反应器23(固定床加氢反应器)设计压力为≯10MPa，设计温度为≯400℃，介质为轻质页岩油馏分、氢气。第一加氢反应器23器内设置入口扩散器、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。
结合图5说明本实施方式：
自一次加氢精制反应单元来的一次加氢柴油与来自新氢压缩机34和循环氢压缩机35的混合氢混合，经换热器36-1和换热器36-2换热后进入加氢进料加热炉37加热后进入第二加氢反应器38中进行催化加氢反应，二次加氢反应产物一部分抽出去一次加氢精制反应单元，与第一加氢反应器23进料混合，其余经换热器36-1、换热器36-2、换热器43与混氢的一次加氢柴油、低分油依次换热，经冷却器39冷却至45～55℃后进入高压分离器40进行分离，在冷却器39上游设置脱盐水罐注水冲洗铵盐，高压分离器40排出的高分气去经循环氢压缩机入口分液罐41分液后进入循环氢压缩机35升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器42进一步分离，高压分离器40抽出的含硫含氨污水汇入低压分离器42抽出的含硫含氨污水，送污水汽提系统处理。
经循环氢压缩机35升压后的循环氢与自新氢压缩机34来的新氢混合。混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入第二加氢反应器38；一路与一次加氢柴油混合去加氢进料加热炉37加热；一路与第二加氢反应器38入口进料混合，作为气路调节。
所述的高分油送低压分离器42进行分离，分离出的低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油去产品分馏单元。
第二加氢反应器38内设两个床层，即两个加氢催化剂床层，加氢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；第二加氢反应器38中装填国产工业加氢精制催化剂。
所述的第二加氢反应器38中国产工业加氢精制催化剂指中国石油和FRIPP合作开发的PHF-101催化剂，该剂具有优异的加氢脱氮和芳烃加氢活性，特别适合于柴油馏分深度脱氮和芳烃饱和反应，可显著改善产品质量。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18℃和22℃。
结合图6说明本实施方式：
自二次加氢精制反应单元来的低分油经换热器54-1、换热器54-2与产品分馏塔45抽出的加氢尾油换热后，进入产品分馏塔45进行分馏，产品分馏塔45塔顶油气经空冷器46和冷却器47冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐48进行气液分离，分出的二次加氢石脑油一部分返回产品分馏塔45塔顶作为回流，另一部分经冷却器49冷却后与一次加氢石脑油混合一同作为副产品加氢石脑油送出装置，不凝气送出装置，含硫污水送污水汽提系统处理。
从产品分馏塔45侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔50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45；一路经柴油汽提塔重沸器51加热后返回汽提塔50；一路由柴油汽提塔塔底泵52抽出，一部分经冷却器53冷却后作为回流返回柴油汽提塔50，另一部分经冷却器55冷却后作为主产品加氢柴油送出装置。
产品分馏塔45塔底物料分为两路：一路经产品分馏塔重沸炉44加热后作为热源返回产品分馏塔45，另一路进入柴油汽提塔重沸器51，作为柴油汽提塔重沸器51的热源与柴油汽提塔51物料换热，再与自二次加氢精制反应单元来的低分油换热，经冷却器56冷却后作为加氢尾油送出装置。
所述的柴油汽提塔50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，增加产品分馏塔45塔顶冷凝冷却装置的负荷及后续污水处理量及装置的规模；二是利于环保。
所述的一次加氢石脑油、二次加氢石脑油混合一同作为副产品加氢石脑油送出装置，其原因：一是两者的性质相近，可作为化工轻油去下游加工利用；二是虽然二次加氢石脑油品质高于一次加氢石脑油，但由于其产出量较小，单独增设储罐将增加投资和运行费用等问题。
FH-98催化剂与国内催化剂参比表如表1：
表1
PHF-101催化剂与国内催化剂参比表如表2：
表2
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≤365℃的馏分油；重质页岩油为＞365℃的馏分油；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≥C5的组分。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三中所述第一加氢反应器为固定床加氢反应器，第一加氢反应器内设三个床层，即一个加氢保护剂床层和两个加氢催化剂床层，加氢催化剂床层间设置冷氢箱；加氢保护剂装填于第一床层，加 氢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、第三床层按加氢反应器径向分布自上而下依次设置。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三中所述的加氢保护剂化学组成按质量份数由：5～8份MoO3和2～5份NiO组成，加氢催化剂化学组成按质量份数由：18～24份WO3、6～10份MoO3和3～6份NiO组成。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三中所述的脱硫剂为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。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三中所述二次加氢精制反应单元来的加氢产物为自第二加氢反应器抽出的加氢生成油。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一次加氢石脑油为≤195℃馏分油，一次加氢柴油为＞195℃馏分油。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第二加氢反应器内设两个加氢催化剂床层，床层间设置冷氢箱，加氢催化剂分别装填于加氢反应器第一、第二床层，床层按第二加氢反应器径向分布自上而下依次设置。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加氢反应产物一部分送至一次加氢精制反应单元与第一加氢反应器进料混合，加氢反应产物占混合物的质量分数为10～20％。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五中所述的加氢石脑油包括：一次加氢石脑油和二次加氢石脑油；加氢精制柴油为178～365℃馏分油；加氢尾油为＞365℃馏分油。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3(页岩油性质)。
表3
自罐区来的全馏分页岩油1-1作为原料油进入原料油缓冲罐1，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12h；沉降分离后的原料油经换热器3与自原料预分馏单元来的重质页岩油换热后进入自动反冲洗过滤器4过滤，再经换热器5换热后进入原料油缓冲罐6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原料预分馏单元加工，重质页岩油经冷却器8冷却后送出装置。
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(经预处理的页岩油性质)。
表4
实验二：自原料预处理单元来的全馏分页岩油1-1通过常压分馏塔进料泵9-1升压，经换热器9-2与常压分馏塔塔底重质页岩油换热后进入常压分馏塔11进行分馏，常压分馏塔采用常压操作不抽侧线，塔底通入3.5MPaG搅拌蒸汽；轻质页岩油馏分(≤365℃)从塔顶排出，经空冷器13、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，重质页岩油馏分(＞365℃)经常压分馏塔塔底泵12抽出去原料预处理单元换热冷却后送出装置。
所述的自常压分馏塔塔顶回流罐15抽出的轻质页岩油(≤365℃)分为三路：一路去一次加氢精制反应单元作为第一加氢反应器23进料；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11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，级间设置冷却器。在吸收塔17内，用自常压分馏塔塔顶回流罐15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18闪蒸。
所述的吸收油进入闪蒸罐18闪蒸，闪蒸罐18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15。
所述的常压分馏塔塔顶温度为167℃、塔底温度为302℃、塔顶压力为0.3MPaG；
所述的不凝气经压缩机组16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17温度为48℃、压力为1.35MPaG；闪蒸罐18罐顶温度为77℃，罐底温度为175℃，压力为1.25MPaG；实验结果见表5(原料预分馏单元产品分布表)。
表5
实验三：自原料预分馏单元来的轻质页岩油与来自新氢压缩机19和循环氢压缩机20的混合氢混合，经换热器22-2、换热器22-3、换热器22-4、换热器22-5换热后进入加氢进料加热炉21加热，加热后的轻质页岩油与自第二加氢反应器38来的二次加氢反应产物混合，一同进入第一加氢反应器23中进行催化加氢反应，一次加氢反应产物经换热器22-2、换热器22-3、换热器22-4、换热器22-5与混氢的轻质页岩油依次换热，经冷却器24冷却至45～55℃后进入高压分离器25进行分离，在冷却器24上游设置脱盐水罐注水冲洗铵盐，高压分离器25排出的高分气去循环氢脱硫塔28脱硫并经循环氢压缩机入口分液罐29分液后进入循环氢压缩机20升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器26进一步分离，高压分离器25抽出的含硫含氨污水汇入低压分离器26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28，在塔内与来自脱硫剂罐27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20升压后的循环氢与自新氢压缩机19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23；一路与轻质页岩油混合去加氢进料加热炉21加热；一路与第一加氢反应器23入口进料混合，作为气路调节。
所述的高分油送低压分离器26进行分离，分离出的低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油入汽提塔30进行汽提，汽提塔塔顶油气经冷却器32冷却后进入汽提塔塔顶回流罐33进行气液分离，分离产物为一次加氢石脑油和一次加氢柴油；含硫污水送污水汽提系统处理；低分气去低压气体脱硫系统，低分油去汽提塔30汽提，汽提塔塔顶油气经冷却器32冷却后进入汽提塔塔顶回流罐33进行气液分离，分离出的不凝气汇入低分气，含硫污水送污水汽提系统处理，分离出的一次加氢石脑油一部分返回汽提塔塔顶作为回流，其余出装置；汽提塔塔底产物一部分经重沸炉31加热后作为热源返回汽提塔，其余作为一次加氢柴油进入二次加氢精制反应单元。
所述的加氢进料加热炉21操作条件：入炉温度为232℃,出炉温度为289℃；
所述的第一加氢反应器23入口氢分压为5.5MPaG，入口温度为305℃，出口温度为352℃，氢油比为500:1，催化剂体积空速为1.8h-1，保护剂体积空速为8.5h-1，催化剂床层总温升为22℃，化学氢耗量(质量百分比分数)0.6％；
所述的高压分离器25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；
所述的循环氢脱硫塔28操作条件：入塔温度为185℃，塔顶压力为0.74MPaG，塔顶温度为215℃，塔底温度为230℃；
所述的新氢压缩机19入口压力为3.5MPaG、出口压力为5.5MPaG；循环氢压缩机入口压力为2.8MPaG、出口压力为5.5MPaG；
所述的汽提塔30塔顶温度为145℃、塔底温度为267℃、塔顶压力为0.14MPaG；
所述的汽提塔重沸炉31操作条件：入炉温度为232℃,出炉温度为293℃；
实验四：自一次加氢精制反应单元来的一次加氢柴油与来自新氢压缩机34和循环氢压缩机35的混合氢混合，经换热器36-1、换热器36-2换热后进入加氢进料加热炉37加热后进入第二加氢反应器38中进行催化加氢反应，二次加氢反应产物一部分抽出去一次加氢精制反应单元，与第一加氢反应器23进料混合，其余经换热器36-2、换热器36-1换热器43与混氢的一次加氢柴油、低分油依次换热，经冷却器39冷却至52℃后进入高压分离器40进行分离，在冷却器39上游设置脱盐水罐注水冲洗铵盐，高压分离器40排出的高分气去经循环氢压缩机入口分液罐41分液后进入循环氢压缩机35升压，高分油经减压调节阀进入低压分离器42进一步分离，高压分离器40抽出的含硫含氨污水汇入低压分离器42抽出的含硫含氨污水，送污水汽提系统处理。
经循环氢压缩机35升压后的循环氢与自新氢压缩机34来的新氢混合。混合氢分为三路：一路作为急冷氢进入第二加氢反应器38；一路与一次加氢柴油混合去加氢进料加热炉37加热；一路与第二加氢反应器38入口进料混合，作为气路调节。
所述的高分油送低压分离器42进行分离，分离出的低分气去低压气体脱硫系统处理，低分油去产品分馏单元。
所述的加氢进料加热炉37操作条件：入炉温度为235℃,出炉温度为315℃；
所述的第二加氢反应器38入口氢分压为6.8MPaG，入口温度为315℃，出口温度为373℃，氢油比为550:1，催化剂体积空速为1.6h-1，保护剂体积空速为8.0h-1，催化剂床层总温升为25℃，化学氢耗量(质量百分比分数)0.9％；
所述的高压分离器40平均温度为50℃，平均压力为5.5MPaG；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34入口压力为3.5MPaG、出口压力为6.8MPaG；循环氢压缩机入口压力为3.5MPaG、出口压力为6.8MPaG。
实验五：自二次加氢精制反应单元来的低分油经换热器54-1、换热器54-2与产品分 馏塔45抽出的加氢尾油换热后，进入产品分馏塔45进行分馏，产品分馏塔45塔顶油气经空冷器46和冷却器47冷凝冷却入产品分馏塔塔顶回流罐48进行气液分离，分出的二次加氢石脑油一部分返回产品分馏塔45塔顶作为回流，另一部分经冷却器49冷却后与一次加氢石脑油混合一同作为副产品加氢石脑油送出装置，不凝气送出装置，含硫污水送污水汽提系统处理。
从产品分馏塔45侧线抽出柴油馏分进入柴油汽提塔50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45；一路经柴油汽提塔重沸器51加热后返回柴油汽提塔50；一路由柴油汽提塔塔底泵52抽出，一部分经冷却器53冷却后作为回流返回柴油汽提塔50，另一部分经冷却器55冷却后作为主产品加氢柴油送出装置。
产品分馏塔45塔底物料分为两路：一路经产品分馏塔重沸炉44加热后作为热源返回产品分馏塔45，另一路进入柴油汽提塔重沸器51，作为柴油汽提塔重沸器51的热源与柴油汽提塔51物料换热，再与自二次加氢精制反应单元来的低分油换热，经冷却器56冷却后作为加氢尾油送出装置。
所述的产品分馏塔45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335℃，塔底温度为355℃；柴油汽提塔塔顶压力为0.32MPaG，进料温度为278℃，塔顶温度为272℃，塔底温度为258℃；
所述的分馏塔重沸炉44操作条件：入炉温度为255℃,出炉温度为315℃；
实验结果见表6(产品性质表)。
表6
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。
机译： 10-炔丙基-10-脱氮杂min蝶呤治疗癌症的方法和对10-炔丙基-10-脱氮杂min蝶呤敏感性提高的癌症评估方法
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机译： 脱氮方法：一种主要由甲烷组成且至少含2％摩尔氮的液态烃混合物的脱氮方法。
