一种生物质加氢液化系统及方法

技术领域

本发明涉及生物质液体燃料生产加工技术领域，特别涉及一种生物质加氢液化系统及方法。

背景技术

生物质液化技术主要分为热化学法、生化法、酯化法和化学合成法，热化学法主要分为快速热解技术、高压液化技术，生化法又分为淀粉制乙醇和生物质发酵制丁醇，化学合成法包括间接液化制汽柴油和醇醚以及油脂化加氢制航煤等。每种技术现阶段均有需要改善和优化的地方，适用的对象和范围各不相同，因此也面临不同的挑战。

以热化学法为例，在现有的热化学法工艺中，快速热解技术往往适用于低含水生物质，高压液化技术往往适用于高含水生物质，这就使得现有的热化学法工艺往往具有一定的原料局限性。

同时，现有的热化学法工艺中往往是依次分别进行生物质液化反应、加氢精制反应，相应的，现有的热化学法系统中往往设置至少两个反应器以及相配套的至少两个加氢装置、至少两个加热炉，一方面导致整个系统中设备数量偏多、结构较复杂，不利于降低整个系统的占地面积以及投资成本，另一方面需要对各个反应器的入口温度进行分别管控，增大了整个系统中温度控制的难度，与此同时，随着加热炉对油浆等液态组分的加热升温，久而久之容易在炉管内造成结焦隐患，油浆等液态组分也会对炉管造成管体磨损、破裂的风险，不利于系统长周期稳定运行。

此外，现有的热化学法工艺中往往需要在系统进料中加入一定比例的硫化剂（如液硫或二甲基二硫等），以满足硫化催化剂的目的，但随着含硫物质在系统中的运转，导致整个系统以及工艺在运行中往往会面临环保问题，也不利于降低含硫废料的生成量以及环保处理难度。

发明内容

有鉴于此，本发明旨在提出一种生物质加氢液化系统及方法，以解决现有技术中生物质液化系统中设备数量偏多、结构较复杂，以及系统中含硫废料量较大的问题。

为达到上述目的，本发明的技术方案是这样实现的：

一种生物质加氢液化系统，包括依次连接的搅拌罐、换热罐、反应器、热高压分离罐、热低分罐，所述搅拌罐的进料包括生物质、催化剂，所述反应器具有加氢组件，所述热高压分离罐的热高分气管与换热罐连通，所述热高压分离罐分离出的热高分气全部输送到换热罐的油浆中进行换热，所述热低分罐的热低分气管与冷低分罐连通，用于分离出原料油，所述热低分罐的热低分油管与减压塔连通，用于分馏出原料油、循环溶剂油，所述循环溶剂油被输送至搅拌罐。

进一步的，所述热高压分离罐的热高分油管分别与热低分罐、反应器连通，所述热高压分离罐分离出的一部分热高分油与油浆混合并进入反应器，另一部分热高分油进入热低分罐。

进一步的，所述减压塔的塔底油管与固液分离单元连接，所述固液分离单元具有循环油管，所述循环油管与搅拌罐连通，所述减压塔的减压中段油管设置侧线回流管，所述侧线回流管分别与减压中段油管、循环油管连接。

进一步的，所述换热罐具有气相出管，所述换热罐通过气相出管与冷高分罐连通，所述冷高分罐的冷高分液管与冷低分罐连通，所述冷高分罐的冷高分气管与反应器的加氢组件连通。

进一步的，所述加氢组件包括氢气供给装置、氢气加热炉，所述氢气供给装置与氢气加热炉的入口连通，所述氢气加热炉的出口与反应器连通。

进一步的，所述冷高分罐的冷高分气管与循环氢缓冲罐连通，所述循环氢缓冲罐的出口与氢气加热炉的入口连通。

进一步的，所述系统包括催化剂装卸罐，所述催化剂装卸罐与反应器连通，所述催化剂装卸罐内设置固液分离器。

一种生物质加氢液化方法，应用于所述的生物质加氢液化系统，所述方法包括：S1、将生物质、催化剂、循环溶剂油加入搅拌罐内，混合制成油浆；S2、将油浆输送至换热罐，将热高压分离罐分离出的热高分气输送至换热罐，油浆与热高分气直接接触换热，使得油浆进行一次升温；S3、一次升温后的油浆与热高压分离罐分离出的一部分热高分油混合，形成二次升温的油浆；S4、二次升温的油浆与氢气混合进入反应器内，进行生物质液化反应、加氢精制反应；反应产物进入热高压分离罐中，被分离为热高分气、热高分油，所述热高分气全部被输送至换热罐并参与步骤S2的换热过程，一部分热高分油参与步骤S3的混合过程，另一部分热高分油进入热低分罐；S5、热高分油经热低分罐被分离为热低分气、热低分油，所述热低分气进入冷低分罐被分离出冷低分油，所述热低分油进入减压塔被分离为减压中段油、塔底油；S6、塔底油进入固液分离单元分离出重质循环溶剂油及固体残余物，所述重质循环溶剂油与一部分减压中段油混合作为步骤S1中的循环溶剂油，另一部分减压中段油与冷低分油混合作为原料油。

进一步的，步骤S4中，所述热高分气经过换热罐与油浆进行接触式换热之后，被输送至空冷器降温后进入冷高分罐，分离出冷高分气、冷高分液，所述冷高分气进入循环氢缓冲罐缓冲后，与加氢组件提供的氢气混合、加热并被一同送入反应器。

进一步的，步骤S5中，所述热低分气与步骤S4中冷高分罐分离出的冷高分液一同进入冷低分罐中，分离出含硫干气、含硫污水、冷低分油。

相对于现有技术，本发明所述的一种生物质加氢液化系统及方法具有以下优势：

本发明所述的一种生物质加氢液化系统及方法，只设置一套具有加氢组件的反应器，将生物质液化反应、油浆的加氢精制反应合并在一个反应设备中，并将两个反应的反应热累加到一起，一方面能够降低反应入口温度的工艺限定值A，有利于降低能耗，另一方面能够至少减少一个反应器、相配套的一个加氢装置和一个加热炉，简化了生物质液化系统中的设备数量，降低了系统结构布置的复杂程度，还能够进一步降低整个系统的能耗、占地面积，有利于降低系统的投资成本。

此外，本申请将热高压分离罐中产生的热高分气全部输送到换热罐的油浆中，通过二者的直接接触式换热，利用高温的热高分气对油浆进行加热，一来能够有效地进行余热回收，有利于减低系统能耗，二来热高分气中的固含量相对极少，不会对设备产生过多的磨损，有利于装置的长周期运行，三来能够利用热高分气中的硫化氢与油浆中的催化剂接触反应，达到硫化催化剂的目的，有利于减少系统中需要额外加入的硫化剂量，有利于降低含硫废料的生成量以及环保处理难度，有利于提高环保效益。

同时，本申请还通过热高分气、热高分油对油浆进行了两级加热升温，一方面能够有效地进行余热回收，有利于减低系统能耗，另一方面提高了进入反应器内的油浆实际温度B，并能够充分保障油浆实际温度B，使得B≥A，与现有技术相比，在反应器入口无需设置配套的油浆加热炉，不仅能够进一步简化系统中的设备数量，降低系统能耗、占地面积，也能够完全杜绝加热炉的结焦隐患、管体磨损破裂风险，有利于保障系统长周期稳定运行。

附图说明

构成本发明的一部分的附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

图1为本发明实施例所述的一种生物质加氢液化系统的结构示意图。

附图标记说明：

1、搅拌罐；2、升压泵；3、换热罐；4、氢气加热炉；5、反应器；6、热高压分离罐；7、空冷器；8、催化剂装卸罐；9、热低分罐；10、冷高分罐；11、冷低分罐；12、循环氢压缩机；13、新氢压缩机；14、循环氢缓冲罐；15、减压塔；16、换热冷却系统；17、加压泵。

具体实施方式

下文将使用本领域技术人员向本领域的其它技术人员传达他们工作的实质所通常使用的术语来描述本公开的发明概念。然而，这些发明概念可体现为许多不同的形式，因而不应视为限于本文中所述的实施例。

需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。在没有进行特别说明、特别命名的前提下，本申请中生物质相关的液体流态的混合物均简称为“油浆”；本申请中的“原料油”一词是指生物质加氢液化的最终目标产物“生物柴油原料油”，本申请均简称为“原料油”。

下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。

为了解决现有技术中生物质液化系统中设备数量偏多、结构较复杂，以及系统中含硫废料量较大的问题，本实施例提出一种生物质加氢液化系统及方法，如附图1所示，所述系统包括依次连接的搅拌罐1、换热罐3、反应器5、热高压分离罐6、热低分罐9，所述搅拌罐1的进料包括生物质、催化剂，所述反应器5具有加氢组件，所述热高压分离罐6的热高分气管与换热罐3连通，用于将热高压分离罐6分离出的热高分气全部输送到换热罐3的油浆中进行换热，所述热低分罐9的热低分气管与冷低分罐11连通，用于分离出原料油，所述热低分罐9的热低分油管与减压塔15连通，用于分馏出原料油、循环溶剂油，所述循环溶剂油被输送至搅拌罐1。

从而本申请只设置一套具有加氢组件的反应器5，将生物质液化反应、油浆的加氢精制反应合并在一个反应设备中，并将两个反应的反应热累加到一起，一方面能够降低反应入口温度的工艺限定值A，有利于降低能耗，另一方面能够至少减少一个反应器、相配套的一个加氢装置和一个加热炉，简化了生物质液化系统中的设备数量，降低了系统结构布置的复杂程度，还能够进一步降低整个系统的能耗、占地面积，有利于降低系统的投资成本。

此外，本申请将热高压分离罐6中产生的热高分气全部输送到换热罐3的油浆中，通过二者的直接接触式换热，利用高温的热高分气对油浆进行加热，一来能够有效地进行余热回收，有利于减低系统能耗，二来热高分气中的固含量相对极少，不会对设备产生过多的磨损，有利于装置的长周期运行，三来能够利用热高分气中的硫化氢与油浆中的催化剂接触反应，达到硫化催化剂的目的，有利于减少系统中需要额外加入的硫化剂量，有利于降低含硫废料的生成量以及环保处理难度，有利于提高环保效益。

所述热高压分离罐6的热高分油管分别与热低分罐9、反应器5连通，使得热高压分离罐6分离出的一部分热高分油与油浆混合并进入反应器5，另一部分热高分油进入热低分罐9。与现有技术相比，本申请在反应器5入口无需设置配套的油浆加热炉，具体原因在于：本申请的油浆在换热罐3中被热高分气加热之后，与热高压分离罐6分离出的一部分热高分油混合并进入反应器5，一方面降低了反应器5内油浆的整体固含量，有利于减小对设备管件的磨损，另一方面利用相对高温的热高分油与油浆混合，对油浆进行二次加热，提高了进入反应器5内的油浆实际温度B，通过调节热高分油的混合量，使得B≥A，能够在反应器5入口无需设置配套的油浆加热炉，从而不仅能够进一步简化系统中的设备数量，降低系统能耗、占地面积，也能够完全杜绝加热炉的结焦隐患、管体磨损破裂风险，有利于保障系统长周期稳定运行。

所述换热罐3的底部设置进料分布管，所述进料分布管的入口与热高压分离罐6的热高分气管连接，使得在换热罐3内，热高分气能够被均匀地通入油浆中，通过二者的直接接触式换热，利用高温的热高分气对油浆进行加热。为了提高加热效果，所述换热罐3内油浆的停留时间为20min~120min。

由于热高分气源源不断地全部通入换热罐3内，所述换热罐3具有气相出管，所述换热罐3通过气相出管与冷高分罐10连通，所述冷高分罐10的冷高分液管与冷低分罐11连通，所述冷高分罐10的冷高分气管与反应器5的加氢组件连通。从而换热罐3内排出的气相组分（主要是换热后的热高分气），经过冷高分罐10分离出冷高分气、冷高分液（包含冷高分油及含硫污水），冷高分气作为循环氢被循环回反应器5内，冷高分液进入冷低分罐11进行继续分离。

由于换热罐3内排出的气相组分依然具有一定的偏高温度，所述气相出管中设置空冷器7或其他换热设备，以降低换热罐3排出的气相组分的温度，便于后续冷高分罐10的分离。相应的，热低分罐9的热低分气管中也设置换热冷却系统16，所述换热冷却系统16可以为空冷器或其他换热设备，以降低热低分罐9分离出的热低分气的温度，便于后续冷低分罐11的分离。

对于冷低分罐11而言，冷高分罐10的冷高分液、热低分罐9的热低分气均进入冷低分罐11中，分离出含硫干气、含硫污水以及冷低分油，其中冷低分油便可作为最终原料油的一部分。

对于减压塔15而言，热低分罐9的热低分油进入减压塔15中，分离出减压中段油、塔底油，其中，减压中段油为轻质供氢溶剂油、中质供氢溶剂油，减压中段油可以作为最终原料油的一部分，塔底油为重质循环溶剂油及固体残余物。相应的，减压塔15具有减压中段油管、塔底油管。

所述减压塔15的塔底油管与固液分离单元连接，所述固液分离单元具有循环油管，所述循环油管与搅拌罐1连通，使得塔底油经过固液分离单元分离后，分离出固体残余物，并将重质循环溶剂油通过循环油管输送至搅拌罐1。所述减压塔15的减压中段油管设置侧线回流管，所述侧线回流管分别与减压中段油管、循环油管连接，使得一部分减压中段油被循环回流至搅拌罐1。具体的：减压塔15分离出的一部分减压中段油与冷低分罐11的冷低分油共同作为原料油；减压塔15分离出的另一部分减压中段油与重质循环溶剂油作为循环溶剂油，被循环回搅拌罐1中。

所述减压塔15优选采用减压切割式分离，主要通过真空度和蒸汽汽提保证了切割的要求，可以无需设置进料加热炉，既减少了加热炉升温造成在炉管内的结焦风险，又减少了油浆对炉管磨损破裂的风险，有利于装置的长周期稳定运行。

对于反应器5而言，所述反应器5具有加氢组件，所述加氢组件包括氢气供给装置、氢气加热炉4，所述氢气供给装置与氢气加热炉4的入口连通，所述氢气加热炉4的出口与反应器5连通，从而用于向反应器5中输送氢气，以维持油浆的加氢精制反应。所述氢气供给装置包括新氢压缩机13，以便于调控氢气的供给压力、供给流量等。

所述冷高分罐10的冷高分气管与反应器5的加氢组件连通，具体的，所述冷高分罐10的冷高分气管与循环氢缓冲罐14连通，用于对冷高分气进行缓冲，所述循环氢缓冲罐14的出口与氢气加热炉4的入口连通，使得冷高分气与氢气供给装置提供的氢气混合进入氢气加热炉4加热后，一并进入反应器5中。所述循环氢缓冲罐14的出口设置循环氢压缩机12，以便于对冷高分气进行升压输送。

所述反应器5优选为沸腾床反应器，所述沸腾床反应器可以包括一组或多组串联的沸腾床单元。所述反应器5内装填了微球型催化剂，既能给液化油、循环油加氢提供活性中心，保证加氢精制反应的深度，得到优质的原料油，又便于对催化剂进行装卸。

所述系统包括催化剂装卸罐8，所述催化剂装卸罐8与反应器5连通，用于对反应器5内的催化剂进行外排、填装换新，所述催化剂装卸罐8内设置固液分离器，用于对油浆、催化剂进行分离；具体的，所述催化剂装卸罐8具有进料管、回料管、外排管，所述进料管分别与催化剂装卸罐8、反应器5连接，所述回料管分别与催化剂装卸罐8、反应器5连接，所述催化剂装卸罐8通过外排管将分离出的废催化剂以及大颗粒结焦物外排。从而通过催化剂装卸罐8能够将反应器5内产生的大颗粒结焦物和活性降低的催化剂排出，同时将高活性催化剂及时补充进反应器5内，有利于保证装置的长周期稳定运行。

在所述系统中，由于部分物料的输送需要额外提供一定的压力，可以对应设置常规的泵体，以满足物料输送的需求，例如：搅拌罐1的出口与换热罐3之间设置升压泵2，为油浆进行加压使其流入换热罐3内；换热罐3的油浆出口与反应器5之间设置加压泵17，使得加压后的油浆与加热后的氢气混合进入反应器5内进行反应。

在所述生物质加氢液化系统的基础上，本实施例提出一种生物质加氢液化方法，包括：

S1、将生物质、催化剂、循环溶剂油加入搅拌罐1内，混合制成油浆；

S2、将油浆输送至换热罐3，将热高压分离罐6分离出的热高分气输送至换热罐3，油浆与热高分气直接接触换热，使得油浆进行一次升温；

S3、一次升温后的油浆与热高压分离罐6分离出的一部分热高分油混合，形成二次升温的油浆；

S4、二次升温的油浆与氢气混合进入反应器5内，进行生物质液化反应、加氢精制反应；反应产物进入热高压分离罐6中，被分离为热高分气、热高分油，所述热高分气全部被输送至换热罐3并参与步骤S2的换热过程，一部分热高分油参与步骤S3的混合过程，另一部分热高分油进入热低分罐9；

S5、热高分油经热低分罐9被分离为热低分气、热低分油，所述热低分气进入冷低分罐11被分离出冷低分油，所述热低分油进入减压塔15被分离为减压中段油、塔底油；

S6、塔底油进入固液分离单元分离出重质循环溶剂油及固体残余物，所述重质循环溶剂油与一部分减压中段油混合作为步骤S1中的循环溶剂油，另一部分减压中段油与冷低分油混合作为原料油。

从而本申请将生物质液化反应、油浆的加氢精制反应合并在一个反应器中，将两个反应的反应热累加到一起，一方面能够降低反应入口温度的工艺限定值A，有利于降低能耗，另一方面简化了生物质液化系统中的设备数量，降低了系统结构布置的复杂程度，还能够进一步降低整个系统的能耗、占地面积，有利于降低系统的投资成本。

同时，通过热高分气、热高分油对油浆进行了两级加热升温，一方面能够有效地进行余热回收，有利于减低系统能耗，另一方面提高了进入反应器5内的油浆实际温度B，并能够充分保障油浆实际温度B，使得B≥A，能够在反应器5入口无需设置配套的油浆加热炉，不仅能够进一步简化系统中的设备数量，降低系统能耗、占地面积，也能够完全杜绝加热炉的结焦隐患、管体磨损破裂风险，有利于保障系统长周期稳定运行。此外，在热高分气与油浆的直接接触换热的过程中，热高分气中的硫化氢与油浆中的催化剂接触反应，达到硫化催化剂的目的，有利于减少系统中需要额外加入的硫化剂量，有利于降低含硫废料的生成量以及环保处理难度，有利于提高环保效益。

对于步骤S4中的热高分气，经过换热罐3与油浆进行接触式换热之后，被输送至空冷器7降温后进入冷高分罐10，分离出冷高分气、冷高分液（包含冷高分油及含硫污水），所述冷高分气进入循环氢缓冲罐14缓冲后与加氢组件提供的氢气混合、加热后，被一同送入反应器5，所述冷高分液与热低分罐9分离出的热低分气一同进入冷低分罐11中，分离出含硫干气、含硫污水、冷低分油。

所述生物质为生物质的粉状料，本申请中的生物质可以为农业残余物（麸皮、稻草、蔗渣、秸秆等）、木质废弃物（锯木屑、碎木片等）、木本植物（桉树、混合杨树、柳树、红松等）、草本植物（甘蔗、高粱、柳枝稷等）、油类作物（油椰子、油菜、大豆等）、造纸黑液等。

步骤S1中的催化剂为均相型催化剂或颗粒型催化剂；所述均相型催化剂为Ni、Co、Mo及W中的一种或多种金属混合后的水溶性催化剂或油溶性催化剂；所述颗粒型催化剂为铁系金属担载至生物质基体上。

步骤S1中，催化剂与生物质之间的用量比例为100PPMw~10000PPMw，生物质与循环溶剂油之间的质量配比为1：0.8~2。

步骤S3中，一次升温后的油浆与热高分油的混合过程中，一次升温后的油浆与热高分油之间的质量配比为1:0.5~5。

反应器5中优选填装为担载型的微球形催化剂，所述微球形催化剂的活性金属为Ni、Co、Mo及W中的一种或多种金属。微球形催化剂的填装量（体积）为步骤S1中生物质体积的0.2~3倍，优选为0.5~1.5倍。

步骤S4中，反应器5内的反应温度为340℃~450℃、反应压力为3MPa~20MPa、氢油体积比为350~1500（具体指在步骤S4送入反应器5内的氢气与油浆的体积比）。优选为：反应温度为360℃~410℃、反应压力为6MPa~16MPa、氢油体积比为600~1200。

步骤S5中，所述减压塔15不设置进料加热炉，而是通过注入汽提蒸汽保证减压塔15的切割要求，汽提蒸汽用量为减压塔15进料量的0.3%~2%（质量比），减压塔15的塔底油的切割馏程为350℃~520℃。

在本申请中，最终产生的固体残渣产量占生物质比例的1%~10%（质量比），最终制得的原料油产量占生物质比例的60%~95%（质量比）。

实施例1

（1）将循环溶剂油、200目以下的干生物质粉和催化剂混合配制成油浆，循环溶剂油和干生物质粉按1:1的比例进行混合，催化剂的添加量为生物质粉质量的0.5%；

（2）将步骤（1）所述的油浆升压后输送至换热罐3内，与反应的热高分气接触换热升温，换热罐3内油浆的停留时间为30min；

（3）加热后的油浆与热高分油混合后进一步加压，与升温后的氢气混合进入反应器5内，反应器5内温度380℃、反应压力为8.0MPaG，反应器5内装填的微球性催化剂与干生物质粉重量比例为1:1，氢油体积比800的条件下进行反应；

（4）将步骤（3）反应后的反应产物经热高压分离罐6分离出热高分气和热高分油；

（5）热高分油部分与换热罐3底部油浆混合，混合质量比例为1:1；其余热高分油减压进入热低分罐9，热低分罐9的热低分气进入冷低分罐11，热低分罐9的热低分油直接进入减压塔15分离，减压塔15塔顶残压40mmHg，注入的汽提蒸汽量为进料量的1%w；减压中段油为轻质、中质供氢溶剂油，塔底油为重质循环溶剂油及固体残余物；减压塔15的塔底油切割初馏点为400℃；

（6）步骤（4）中的热高分气经过换热罐3后，经过空冷器7冷却至50℃进入冷高分罐10分离出冷高分气、冷高分油及含硫污水；冷高分气进入循环氢缓冲罐14缓冲后进入循环氢压缩机12升压至8.5MPaG与8.5MPaG的新氢混合进入氢气加热炉4升温至430℃，冷高分油及含硫污水与热低分罐9分离出的热低分气一同进入冷低分罐11，分离出含硫干气，含硫污水及冷低分油；

（7）步骤（5）中减压塔15的塔底油进入固液分离单元，分离出重质循环溶剂油及固体残余物；

（8）步骤（5）中的轻质、中质供氢溶剂油部分与步骤（7）中的重质循环溶剂油混合作为步骤（1）中配置油浆的循环溶剂油，剩余部分轻质、中质供氢溶剂油与步骤（6）中的冷低分油混合作为生产优质生物柴油的原料油，原料油产品的硫含量为0.1%w，氮含量为0.35%w，氧含量为0.05%w。

实施例2

（1）将循环溶剂油、200目以下的干生物质粉和催化剂混合配制成油浆，循环溶剂油和干生物质粉按1.5:1的比例进行混合，催化剂的添加量为干生物质粉质量的0.1%；

（2）将步骤（1）所述的油浆升压后输送至换热罐3内，与反应的热高分气接触换热升温，换热罐3内油浆的停留时间为60min；

（3）加热后的油浆与热高分油混合后进一步加压，与升温后的氢气混合进入反应器5内，反应器5内温度410℃、反应压力为12.0MPaG，反应器5内装填的微球性催化剂与干生物质粉重量比例为1.5:1，氢油体积比1000的条件下进行反应；

（4）将步骤（3）反应后的反应产物经热高压分离罐6分离出热高分气和热高分油；

（5）热高分油部分与换热罐3底部油浆混合，混合质量比例为1:1；其余热高分油减压进入热低分罐9，热低分罐9的热低分气进入冷低分罐11，热低分罐9的热低分油直接进入减压塔15分离，减压塔15塔顶残压20mmHg，注入的汽提蒸汽量为进料量的0.5%w；减压中段油为轻质、中质供氢溶剂油，塔底油为重质循环溶剂油及固体残余物；减压塔15的塔底油切割初馏点为380℃；

（6）步骤（4）中的热高分气经过换热罐3后，经过空冷器7冷却至50℃进入冷高分罐10分离出冷高分气、冷高分油及含硫污水；冷高分气进入循环氢缓冲罐14缓冲后进入循环氢压缩机12升压至12.5MPaG与12.5MPaG的新氢混合进入氢气加热炉4升温至470℃，冷高分油及含硫污水与热低分罐9分离出的热低分气一同进入冷低分罐11，分离出含硫干气，含硫污水及冷低分油；

（7）步骤（5）中减压塔15的塔底油进入固液分离单元，分离出重质循环溶剂油及固体残余物；

（8）步骤（5）中的轻质、中质供氢溶剂油部分与步骤（7）中的重质循环溶剂油混合作为步骤（1）中配置油浆的循环溶剂油，剩余部分轻质、中质供氢溶剂油与步骤（6）中的冷低分油混合作为生产优质生物柴油的原料油，原料油产品的硫含量为0.08%w，氮含量为0.22%w，氧含量为0.01%w。

对实施例1、实施例2分别测定固体残余物收率、原料油收率，具体的实验测定结果如表1所示。

表1

其中，固体残余物收率=固体残余物质量/干燥基生物质粉质量×100%；原料油收率=（整个工艺中生成冷低分油质量+出装置的减压中段油质量）/干燥基生物质粉质量×100%，冷低分油是指冷低分罐11分离出的冷低分油，减压中段油是指减压塔15采出的减压中段油（不包括作为循环溶剂油的那一部分减压中段油）。

以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。