1采用氨气充压至1.IMPa(表压）进行 隔离密封，混合后的混合油作为加氨原料油，经混合罐1底进入原料油加热器2与300°C导 热油换热至243°C后由原料油累3进行增压至16. 2MPa(表压）。增压后原料油与混氨在管 道内混合进入开工加热炉4,其氨气和原料油体积比为610。正常运行过程中开工加热炉4 处于闷炉状态，原料油温度不发生变化。从开工加热炉4出来的原料油进入轻质化反应器 5。轻质化反应器5的操作参数为：液体空速为（LHSV)O. 2化-1，入口温度为241°C。轻质化 反应器5的高径比9,轻质化反应器5内的催化剂床层单层高度为2. 5倍的轻质化反应器5 直径。在轻质化反应器5内依次进行混合油组分中的二締姪选择性加氨、脱渐青、脱胶质、 脱金属和多环芳姪加氨反应。由于反应放热效应，反应产物温度升至305°C。反应产物经 轻质化反应器5底部管道送至改质反应器6反应段。在改质反应器6反应段内进行加氨脱 芳、加氨脱硫、加氨脱氧、加氨脱氮、加氨裂化和加氨异构。改质反应器6操作参数为；液体 空速为（LHSV)O. 3比-1，入口温度为304°C。改质反应器6的高径比为8,反应段与分离段高 度比为3. 4,改质反应器6的催化剂床层单层高度为0. 7倍的改质反应器6直径。由于反应 放热效应，反应产物温度升至365°C。反应产物在改质反应器6分离段进行气液两相分离， 分离出气相由改质反应器6侧壁管口排出，经高压换热器7使混氨回收热量后，在管道内与 35°C脱盐水e混合后一并进入空调冷却器8温度降至43°C，后进入高压分离器9进行气、 油、水=相分离，注入脱盐水e能够溶解油和氨气中的氨盐和硫化物。在高压分离器内分离 产生的气体，一部分作为废氨排出装置，用于W控制气体中氨含量为91 % ;其余部分经循环 氨压缩机加压至16. 2MPa(表压）后，一部分作为改质反应器催化床层冷却剂，另一部分与 纯氨d混合经高压换热器7升温后与原料油混合。在高压分离器9内液相油与反应产品油 混合后的产物油g，进入熟知的产物油g精馈系统进行产品分离，由高压分离器9底部排出 的含硫含氨污水f送入污水处理系统进行污染物提取。
[00对实施例3
[0056] 将74°C的费托合成油（低温费）a与85°C的煤焦油（高温煤焦油）b按2. 1的比例 下在混合罐1内进行充分混合，混合罐1采用氨气充压至1.46MPa(表压）进行隔离密封， 混合后的混合油作为加氨原料油，经混合罐1底进入原料油加热器2与300°C导热油换热 至253°C后由原料油累3进行增压至17. 6MPa(表压）。增压后原料油与混氨在管道内混合 进入开工加热炉4,其氨油体积比为721。正常运行过程中开工加热炉4处于闷炉状态，原 料油温度不发生变化。从开工加热炉4出来的原料油进入轻质化反应器5。轻质化反应器 5的操作参数为：液体空速为（LHSV)O. 2化-1，入口温度为252°C。轻质化反应器5的高径比 10,轻质化反应器5内的催化剂床层单层高度为2倍的轻质化反应器5直径。在轻质化反 应器5内依次进行混合油组分中的二締姪选择性加氨、脱渐青、脱胶质、脱金属和多环芳姪 加氨反应。由于反应放热效应，反应产物温度升至320°C。反应产物经轻质化反应器5底部 管道送至改质反应器6反应段。在改质反应器6反应段内进行加氨脱芳、加氨脱硫、加氨脱 氧、加氨脱氮、加氨裂化和加氨异构。改质反应器6操作参数为；液体空速为（LHSV)O. 3化-1， 入口温度为319°C。
[0057] 改质反应器6的高径比为9,反应段与分离段高度比为3. 7,改质反应器6的催化 剂床层单层高度为0. 72倍的改质反应器6直径。由于反应放热效应，反应产物温度升至 373°C。反应产物在改质反应器6分离段进行气液两相分离，分离出气相由改质反应器6侧 壁管口排出，经高压换热器7使混氨回收热量后，在管道内与38°C脱盐水e混合后一并进 入空调冷却器8温度降至42°C，后进入高压分离器9进行气、油、水S相分离，注入脱盐水e 能够溶解油和氨气中的氨盐和硫化物。在高压分离器内分离产生的气体，一部分作为废氨 排出装置，用于W控制气体中氨含量为92% ;其余部分经循环氨压缩机加压至17. 6MPa(表 压）后，一部分作为改质反应器催化床层冷却剂，另一部分与纯氨d混合经高压换热器7升 温后与原料油混合。在高压分离器9内液相油与反应产品油混合后的产物油g，进入熟知的 产物油g精馈系统进行产品分离，由高压分离器9底部排出的含硫含氨污水f送入污水处 理系统进行污染物提取。
[00则实施例4
[0059] 将80°C的费托合成油（低温费）a与82°C的煤焦油（中低温煤焦油与高温煤焦 油比例为l:l)b按2. 1的比例下在混合罐1内进行充分混合，混合罐1采用氨气充压至 1. 8MPa(表压）进行隔离密封，混合后的混合油作为加氨原料油，经混合罐1底进入原料油 加热器2与300°C导热油换热至258°C后由原料油累3进行增压至18. 5MPa(表压）。增压 后原料油与混氨在管道内混合进入开工加热炉4,其氨油体积比为780。正常运行过程中开 工加热炉4处于闷炉状态，原料油温度不发生变化。从开工加热炉4出来的原料油进入轻质 化反应器5。轻质化反应器5的操作参数为：液体空速为（LHSV) 0. 2化-1，入口温度为259°C。 轻质化反应器5的高径比11，轻质化反应器5内的催化剂床层单层高度为2. 8倍的轻质化 反应器5直径。在轻质化反应器5内依次进行混合油组分中的二締姪选择性加氨、脱渐青、 脱胶质、脱金属和多环芳姪加氨反应。由于反应放热效应，反应产物温度升至331°C。反应 产物经轻质化反应器5底部管道送至改质反应器6反应段。在改质反应器6反应段内进行 加氨脱芳、加氨脱硫、加氨脱氧、加氨脱氮、加氨裂化和加氨异构。改质反应器6操作参数 为；液体空速为（LHSV)O. 3化-1，入口温度为330°C。
[0060] 改质反应器6的高径比为10,反应段与分离段高度比为4,改质反应器6的催化 剂床层单层高度为0. 78倍的改质反应器6直径。由于反应放热效应，反应产物温度升至 382°C。反应产物在改质反应器6分离段进行气液两相分离，分离出气相由改质反应器6侧 壁管口排出，经高压换热器7使混氨回收热量后，在管道内与40°C脱盐水e混合后一并进 入空调冷却器8温度降至44°C，后进入高压分离器9进行气、油、水S相分离，注入脱盐水e 能够溶解油和氨气中的氨盐和硫化物。在高压分离器内分离产生的气体，一部分作为废氨 排出装置，用于W控制气体中氨含量为92% ;其余部分经循环氨压缩机加压至18. 5MPa(表 压）后，一部分作为改质反应器催化床层冷却剂，另一部分与纯氨d混合经高压换热器7升 温后与原料油混合。在高压分离器9内液相油与反应产品油混合后的产物油g，进入熟知的 产物油g精馈系统进行产品分离，由高压分离器9底部排出的含硫含氨污水f送入污水处 理系统进行污染物提取。
[0061] 表3产品柴油性质和产率表
[0062]
[0064] 注；十六烧值由引燃质量测试器IQT获取。
[0065] 众所周知煤焦油当中富含大量的渐青质和胶质，是其加氨轻质化过程的关键。渐 青质和胶质的基本结构是W多个芳香环组成的稠合的芳香环系为核屯、，周围连接有若干个 环烧姪。芳香环和环烧姪上还带有若干个长度不一的正构的或异构的烷基侧链，分子中还 夹杂着硫、氧、氮的基因，同时还络合有镶、饥铁等金属。受热后就容易发生热裂解反应生成 炭，沉积在催化剂表面微孔内，影响催化剂活性和增加了反应器床层阻力。而氨气在烧姪中 溶解度大于在芳姪中的溶解度，氨气在烧姪中的溶解度随碳数（相对分子质量）的增多而 增加，而氨气在芳姪中的溶解度却随芳姪环数的增多而降低，氨气在非姪类含硫和含氮有 机化合物中的溶解度却明显低于在姪类中的溶解度。费托合成油（低温费托合成油）不含 有非姪类含硫和含氮有机化合物，并且具有中大量的脂肪姪，有利于氨气在原料油中的分 散和溶解。而氨气在原料油当中溶解分散有效的阻止了渐青质缩合生炭反应，延长了工艺 装置运行周期。同时，由于渐青质加氨过程发生侧链断裂生成重渐青质的过程是无法避免 的，因此本发明的工艺方法取消了现有技术的反应生成油冷却设备，将没有完全反应的重 渐青质在高温状态下溶解在反应生成油中，使其带到后续低压精馈系统分离脱除，具有方 法简易行的特点。
[0066] 本发明还对加氨原料油进行低压工况下加热，降低了高温设备投入，简化了工艺 流程，减小了加氨工艺装置安全风险。经本发明的工艺装置处理后的费托合成油（低温费 托合成油），仍然保留了较高的十六烧值。同时经本发明的工艺装置处理后的煤焦油（中低 温煤焦油或高温煤焦油），保持了柴油的低硫润滑性，还减少其柴油当中多环芳姪组分中的 总S环芳姪含量，有效的降低了柴油燃烧时微粒物（PM)和NOx的排放。
[0067] 本发明提供的费托