*CN102234541A*
(10)申请公布号 CN 102234541 A(43)申请公布日 2011.11.09
(12)发明专利申请
(21)申请号 201010165197.6(22)申请日 2010.05.07
(71)申请人中国石油化工集团公司
地址100728 北京市朝阳区朝阳门北大街
22号
申请人中国石化工程建设公司(72)发明人王鑫泉 陈皓 陈晓昀 张霁明(74)专利代理机构北京思创毕升专利事务所
11218
代理人韦庆文(51)Int.Cl.
C10G 67/02(2006.01)C10G 67/14(2006.01)
权利要求书 4 页 说明书 14 页 附图 2 页
(54)发明名称
一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置(57)摘要
本发明为一种裂解汽油全馏分加氢方法和装置。本发明包括：a)一段加氢反应器系统；b)脱碳五塔系统；c)脱碳九塔系统；d)二段加氢反应器系统；e)稳定塔系统。脱碳九塔系统除设置脱碳九塔塔釜再沸器外，还在脱碳九塔提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器，所述脱碳九塔中间再沸器的加热介质为稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品。本发明所述的裂解汽油全馏分加氢方法可以使裂解汽油全馏分加氢装置的蒸汽和冷却水的消耗明显减少，从而实现了裂解汽油全馏分加氢装置总能耗的降低。
CN 102234541 ACN 102234541 ACN 102234543 A
权 利 要 求 书
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1.一种裂解汽油全馏分加氢方法，所述方法的原料粗裂解汽油依次经过a)一段加氢反应器系统、b)脱碳五塔系统、c)脱碳九塔系统、d)二段加氢反应器系统、e)稳定塔系统，得到加氢汽油产品；其特征在于：
所述的脱碳九塔系统除设置脱碳九塔塔釜再沸器外，还在脱碳九塔提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器，该脱碳九塔中间再沸器的加热介质为稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品。
2.如权利要求1所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于：
所述的稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品先用加氢汽油产品泵加压后送至脱碳九塔中间再沸器作为该中间再沸器的加热介质，再送至稳定塔进出料换热器对稳定塔进料进行预热，最后再经过加氢汽油冷却器冷却至加氢汽油产品要求的储存温度。
3.如权利要求2所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于：
所述的脱碳九塔中间再沸器的液相进料由脱碳九塔中部进料口下第3～6块塔板中任意一块板采出，采出温度115～125℃，汽化后返回采出板下的第二块塔板；
所述的脱碳九塔中间再沸器气化率为10～15wt％，其热负荷为脱碳九塔塔釜再沸器热负荷的10～15％。
4.如权利要求2所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于：所述的脱碳九塔操作压力为负压，塔顶温度为65～75℃，塔釜温度为135～150℃。5.如权利要求2所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于：所述的稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃。6.如权利要求3所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于：所述的脱碳九塔操作压力为负压，塔顶温度为65～75℃，塔釜温度为135～150℃；所述的稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃。7.如权利要求1～6之一所述的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于所述方法依次包括：
a)一段加氢反应系统
粗裂解汽油经过粗汽油进料过滤器过滤后，进入一段进料缓冲罐，然后经一段加氢进料泵升压，与一段循环物料混合后进入一段加氢反应器上部；氢气由氢气管网引入，送入一段加氢反应器顶部；
一段加氢反应器出料进入一段加氢热分离罐闪蒸，气相部分经一段热分离冷凝器后进入一段加氢冷分离罐，分离出的气相送往二段循环氢压缩机吸入罐；液相部分返回一段加氢热分离罐，一段加氢热分离罐底部的液体一部分经一段加氢循环泵，送至一段循环冷却器冷却后与一段加氢进料泵送来的粗裂解汽油混合进入一段加氢反应器顶部，另一部分进入脱碳五塔中部；
b)脱碳五塔系统
脱碳五塔顶部气相经脱碳五塔塔顶冷凝器后进入脱碳五塔回流罐，脱碳五塔回流罐出料经脱碳五塔回流泵一部分返回脱碳五塔顶部，另一部分送往碳五产品储罐；脱碳五塔塔釜出料进入脱碳九塔中部；
脱碳五塔设有脱碳五塔塔釜再沸器；c)脱碳九塔系统
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权 利 要 求 书
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脱碳九塔顶部气相经脱碳九塔塔顶冷凝器后进入脱碳九塔回流罐，脱碳九塔回流罐出料一部分经脱碳九塔回流泵返回脱碳九塔顶部，另一部分经二段加氢进料泵送至二段进出料换热器；
脱碳九塔塔釜出料经脱碳九塔塔釜泵，再经碳九塔产品冷却器冷却后送碳九产品储罐；
d)二段加氢系统
从二段加氢进料泵来的物料与二段循环氢压缩机来的循环氢混合后，依次经二段进出料换热器和二段进料加热炉加热后进入二段加氢反应器顶部；二段反应器底部出料依次经二段进出料换热器、二段后冷器，送至二段加氢分离罐，二段加氢分离罐分离出的气相送二段循环氢压缩机吸入罐；二段循环氢压缩机吸入罐气相经二段循环氢压缩机升压后送二段进出料换热器入口。二段加氢分离罐分离出液相进入稳定塔进出料换热器；
e)稳定塔系统
二段加氢分离罐的液相经稳定塔进出料换热器加热进入稳定塔中部；稳定塔塔顶气相经稳定塔塔顶冷凝器进入稳定塔回流罐，稳定塔回流罐气相送低压尾气管网，液相经稳定塔回流泵加压返回稳定塔塔顶；稳定塔塔釜出料经加氢汽油产品泵升压，依次经脱碳九塔中间再沸器、稳定塔进出料换热器和加氢汽油产品冷却器冷却后，送加氢汽油产品储罐。
8.如权利要求1～7之一所述加氢方法的裂解汽油全馏分加氢装置，包括a)一段加氢反应器(R-750)系统、b)脱碳五塔(C-710)系统、c)脱碳九塔(C-720)系统、d)二段加氢反应器(R-760)系统、e)稳定塔(C-770)系统；其特征在于：
所述脱碳九塔(C-720)系统除设置脱碳九塔塔釜再沸器(E-725)外，还在脱碳九塔(C-720)提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器(E-726)；
所述脱碳九塔中间再沸器(E-726)的热介质入口与加氢汽油产品泵(P-775)出口连接；
所述脱碳九塔中间再沸器(E-726)的热介质出口与稳定塔进出料换热器(E-776)热介质进口连接。
9.如权利要求8所述的裂解汽油全馏分加氢方法的装置，其特征在于：所述的装置依次包括下述设备：a)一段加氢反应器(R-750)系统
粗裂解汽油原料由粗裂解汽油储罐(TK-700)经管线依次连接下述设备：粗汽油进料过滤器(SR-700)、一段进料缓冲罐(D-750)、一段加氢进料泵(P-750)，一段加氢进料泵(P-750)出口经管线连接至一段加氢反应器(R-750)顶部；
氢气经管线由氢气管网接至一段加氢反应器(R-750)顶部；
一段加氢反应器(R-750)底部出口经管线连一段加氢热分离罐(D-751)，其中：一段加氢热分离罐(D-751)罐顶气相出口经管线依次连接一段热分离冷凝器(E-752)和一段加氢冷分离罐(D-752)；一段加氢热分离罐(D-751)罐底液相出口经管线分别连接一段加氢循环泵(P-751)入口和脱碳五塔(C-710)中部进料口；一段加氢循环泵(P-751)出口经管线连接至一段循环冷却器(E-751)热介质入口；一段循环冷却器(E-751)热介质出口经管线连接至一段加氢反应器(R-750)顶部；
一段加氢冷分离罐(D-752)顶部气相出口经管线连接二段循环氢压缩机吸入
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权 利 要 求 书
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罐(D-761)；一段加氢冷分离罐(D-752)罐底液相出口经管线连接一段加氢热分离罐(D-751)；
b)脱碳五塔(C-710)系统
脱碳五塔(C-710)塔顶气相出口经管线依次连接下述设备：脱碳五塔塔顶冷凝器(E-710)、脱碳五塔回流罐(D-710)、脱碳五塔回流泵(P-715)；
脱碳五塔回流泵(P-715)出口经管线分别连接：脱碳五塔(C-710)顶部回流口，碳五产品储罐(TK-710)进料口；
脱碳五塔(C-710)塔釜液相出口经管线连接脱碳九塔(C-720)中部进料口；
脱碳五塔(C-710)塔釜再沸器采出口经管线连接至脱碳五塔塔釜再沸器(E-715)冷介质进口，脱碳五塔塔釜再沸器(E-715)冷介质出口经管线连接至脱碳五塔(C-710)塔釜再沸器返回口；
c)脱碳九塔(C-720)系统
脱碳九塔(C-720)塔顶气相出口经管线依次连接下述设备：脱碳九塔塔顶冷凝器(E-720)、脱碳九塔回流罐(D-720)；
脱碳九塔回流罐(D-720)罐底液相出口经管线分别连接脱碳九塔回流泵(P-720)入口和二段加氢进料泵(P-721)入口；脱碳九塔回流泵(P-720)出口经管线连接脱碳九塔(C-720)顶部回流口；二段加氢进料泵(P-721)出口经管线连接至二段进出料换热器(E-760)冷介质进口；
脱碳九塔回流罐(D-720)罐顶气相管线连接脱碳九塔尾气冷凝器(E-721)热介质进口；脱碳九塔尾气冷凝器(E-721)热介质液相出口经管线连接脱碳九塔回流罐(D-720)，脱碳九塔尾气冷凝器(E-721)热介质气相出口经管线连接脱碳九塔真空系统(PA-720)的入口；脱碳九塔真空系统(PA-720)的出口经管线连接至真空尾气管网；
脱碳九塔(C-720)塔釜经管线依次连接下述设备：脱碳九塔塔釜泵(P-725)、碳九产品冷却器(E-728)、碳九产品储罐(TK-720)；
脱碳九塔(C-720)塔釜再沸器采出口经管线连接至脱碳九塔塔釜再沸器(E-725)冷介质进口，脱碳九塔塔釜再沸器(E-725)冷介质出口经管线连接至脱碳九塔(C-720)塔釜再沸器返回口；
脱碳九塔(C-720)中间再沸器采出口经管线连接至脱碳九塔中间再沸器(E-726)冷介质进口，脱碳九塔中间再沸器(E-726)冷介质出口经管线连接至脱碳九塔(C-720)中间再沸器返回口；
d)二段加氢反应器(R-760)系统
二段进出料换热器(E-760)冷介质出口经管线连接至二段进料加热炉(F-760)冷介质进口，二段进料加热炉(F-760)冷介质进口经管线连接至二段加氢反应器(R-760)顶部进口；
二段加氢反应器(R-760)底部出口经管线连接至二段进出料换热器(E-760)热介质入口；二段进出料换热器(E-760)热介质出口经管线分别连接至二段后冷凝器(E-761)热介质入口；二段后冷凝器(E-761)热介质出口连接至二段加氢分离罐(D-760)进口；
二段加氢分离罐(D-760)顶部的气相出口经管线连接至二段循环氢压缩机吸入罐(D-761)；二段循环氢压缩机吸入罐(D-761)顶部气相出口经管线连接至二段循环氢压缩
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权 利 要 求 书
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机(K-760)入口；二段循环氢压缩机(K-760)出口经管线连接至二段加氢进料泵(P-721)与二段进出料换热器(E-760)间的连接管线；
二段加氢分离罐(D-760)底部液相出口经管线连接至稳定塔进出料换热器(E-776)冷介质进口；
e)稳定塔(C770)系统稳定塔进出料换热器(E-776)冷介质出口经管线连接至稳定塔(C-770)中部进料口；稳定塔(C-770)塔顶管线依次连接：稳定塔塔顶冷凝器(E-770)、稳定塔回流罐(D-770)；稳定塔回流罐(D-770)罐底液相出口经管线连接至稳定塔回流泵(P-770)入口；稳定塔回流泵(P-770)出口经管线连接至稳定塔(C-770)塔顶回流口；稳定塔回流罐(D-770)罐顶气相出口经管线连接至低压尾气管网；
稳定塔(C-770)塔釜出料口经管线连接至加氢汽油产品泵(P-775)入口；加氢汽油产品泵(P-775)出口经管线连接至脱碳九塔中间再沸器(E-726)热介质入口；脱碳九塔中间再沸器(E-726)热介质出口经管线连接至稳定塔进出料换热器(E-776)热介质入口；稳定塔进出料换热器(E-776)热介质出口经管线连接至加氢汽油冷却器(E-777)热介质入口；加氢汽油冷却器(E-777)热介质出口经管线连接至加氢汽油产品储罐(TK-770)；
稳定塔(C-770)塔釜再沸器采出口经管线连接至稳定塔塔釜再沸器(E-775)冷介质进口，稳定塔塔釜再沸器(E-775)冷介质出口经管线连接至稳定塔(C-770)塔釜再沸器返回口。
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说 明 书
一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置
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技木领域
本发明涉及石油化工裂解汽油加氢领域，进一步地说，是涉及一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置。
[0001]
背景技术
裂解汽油，又称热解汽油。以轻烃、石脑油、柴油甚至减压蜡油为原料，在水蒸气
存在下高温裂解制取乙烯的过程中，生成含碳五烃类以上的液体副产品，经分馏出干点为205℃的液体称为裂解汽油。由于此种汽油富含芳烃，经过加氢精制后可作为高辛烷值汽油组分或用于萃取苯、甲苯、乙苯、二甲苯等化工原料。[0003] 目前，工业上裂解汽油加氢精制一般都是采用两段催化选择性加氢的方法脱除裂解汽油中含有的大量不饱和物和杂质：单烯烃、二烯烃、烯基芳烃、硫化物等。其中，第一段加氢是在较缓和条件下，进行液相反应，其加氢目的主要是使二烯烃转化为单烯烃，烯基芳烃转化为烷基芳烃；第二段加氢是在较高温度下，进行气相反应，其加氢目的主要是使单烯烃转化为饱和烃，硫化物转化为H2S。[0004] 根据产品方案的不同，工业应用比较广泛的加氢精制方法可以分为裂解汽油中心馏分加氢和裂解汽油全馏分加氢两种。[0005] 所谓裂解汽油全馏分加氢，其设备系统一般由三塔两反系统组成。依次为一段加氢反应系统、脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、二段加氢反应系统和稳定塔系统。原料乙烯装置副产物粗裂解汽油先经过一段选择性加氢将原料中的双烯转化为单烯，再依次经过脱碳五塔分离出C5及C5以下的馏分、脱碳九塔脱除C9及C9以上馏分，脱除C5和C9馏分后的C6-C8馏分经过第二段选择性加氢处理将单烯转化为饱和烃，并脱除硫化物后得到加氢汽油产品。产品加氢汽油(C6-C8馏分)主要用于芳烃抽提装置的原料；作为副产品，一段加氢后的加氢碳五产品可以作为裂解原料返回乙烯装置；一段加氢后的加氢碳九产品可做燃料油或调和汽油。
[0006] 根据化学反应原理，不饱和烃加氢为放热反应，而裂解汽油中心馏分中的不饱和烃含量可高达50-60wt％，因此裂解汽油中心馏分加氢反应通常为强放热反应，反应产物必须经过冷却、闪蒸处理，由此需要消耗大量的冷却介质。而在裂解汽油加氢流程中分馏塔则需要消耗大量的蒸汽作为塔釜再沸器的加热介质。其中，裂解汽油全馏分加氢流程的脱碳九塔通常为常压塔，塔釜温度190℃左右，需要使用压力不小于2.2MPaG的蒸汽作为塔釜再沸器的加热介质。
[0007] 随着化工产业规模的不断增加，目前工业化裂解汽油加氢装置的处理能力越来越大，装置总能耗也随之增加。在资源日益紧张的趋势下，降低装置的能耗水平成为亟待解决的重要问题。
[0008] 裂解汽油全馏分加氢方法工业应用时间已经有几十年，但其核心技术一直都掌握在国外的一些大型石油石化公司手中。目前已公开的现有技术鲜有涉及裂解汽油加氢节能加工方法的。
[0002]
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说 明 书
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CN1916119A中公开了催化裂化全馏分汽油加氢改质工艺流程设计，其主要设计了催化裂化汽油加氢改制工艺流程的改进，通过液态烃全部循环，利用反应物与原料逐级换热等技术。其中涉及了催化裂化全馏分汽油加氢改质工艺流程中稳定塔中塔顶油气经过冷凝冷却器返回塔顶回流罐进行气液分离，气相作为燃料进入瓦斯系统，液相一部分返回塔顶做回流，另一部分返回原料汽油，塔底液相一部分经过再沸器回流，另一部分与稳定塔进料换热。该方法是针对催化裂化工艺能量优化方法和措施，而由于催化裂化工艺的原料和本发明所涉及的原料乙烯装置副产的裂解汽油存在明显差异性，导致催化裂化全馏分汽油加氢和裂解汽油全馏分加氢的工艺路线存在本质差别。因此，该方法公开的具体优化方法和措施仅适用于加氢裂化工艺，对本发明涉及的裂解汽油全馏分加氢流程的优化不具备显而易见性的技术启示。
[0010] 通过对裂解汽油全馏分加氢现有技术的分析，发明人发现裂解汽油全馏分加氢流程中有一些高温工艺物流，其热量没有得到充分利用，存在能量优化的可能。发明内容
针对现有技术存在的问题，在对全流程物流进行能量优化的分析与研究的基础上，发明人通过一系列流程调整优化，可以实现加热蒸汽和冷却介质的消耗量大大降低。发明人利用商用流程模拟软件，自主研发了裂解汽油全馏分加氢模拟程序，通过对裂解汽油加氢流程的优化设计和试验，提出了一种新的裂解汽油全馏分加氢方法和装置，可以使加热蒸汽和冷却介质的消耗比现有裂解汽油加氢技术大大降低。[0012] 本发明之一的裂解汽油中心馏分加氢方法是这样实现的，
[0013] 本发明所述方法的原料粗裂解汽油依次经过a)一段加氢反应器系统、b)脱碳五塔系统、c)脱碳九塔系统、d)二段加氢反应器系统、e)稳定塔系统，得到加氢汽油产品；其特征在于：
[0014] 所述的脱碳九塔系统除设置脱碳九塔塔釜再沸器外，还在脱碳九塔提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器，该脱碳九塔中间再沸器的加热介质为稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品。
[0015] 在具体实施中，
[0016] 所述的稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品先用加氢汽油产品泵加压后送至脱碳九塔中间再沸器作为脱碳九塔中间再沸器的加热介质，再送至稳定塔进出料换热器对稳定塔进料进行预热，最后再经过加氢汽油冷却器冷却至加氢汽油产品要求的储存温度；
[0017] 所述的脱碳九塔中间再沸器的液相进料可以由脱碳九塔提馏段第3～6块板中任意一块板采出，采出温度115～125℃，汽化后返回采出板下的第二块塔板；[0018] 所述的脱碳九塔中间再沸器气化率为10～15wt％，热负荷为脱碳九塔塔釜再沸器热负荷的10～15％；
[0019] 所述的脱碳九塔操作压力为负压，塔顶温度为65～75℃，塔釜温度为135～150℃；
[0020] 所述的稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃。[0021] 在具体实施中
[0022] 本发明的裂解汽油全馏分加氢方法，其特征在于所述方法可以依次包括：
[0011]
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说 明 书
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a)一段加氢反应器系统
[0024] 粗裂解汽油经过粗汽油进料过滤器过滤后，进入一段进料缓冲罐，然后经一段加氢进料泵升压，与一段循环物料混合后进入一段加氢反应器上部；氢气有氢气管网引入送入一段加氢反应器顶部；
[0025] 一段加氢反应器出料进入一段加氢热分离罐闪蒸，气相部分经一段热分离冷凝器后进入一段加氢冷分离罐，分离出的气相送往二段循环氢压缩机吸入罐；液相部分返回一段加氢热分离罐，一段加氢热分离罐底部的液体一部分经一段加氢循环泵，送至一段循环冷却器冷却后与一段加氢进料泵送来的粗裂解汽油混合进入一段加氢反应器顶部，另一部分进入脱碳五塔中部；[0026] b)脱碳五塔系统
[0027] 脱碳五塔顶部气相经脱碳五塔塔顶冷凝器后进入脱碳五塔回流罐，脱碳五塔回流罐出料经脱碳五塔回流泵一部分返回脱碳五塔顶部，另一部分送往碳五产品储罐；脱碳五塔塔釜出料进入脱碳九塔中部；
[0028] 脱碳五塔设有脱碳五塔塔釜再沸器；[0029] c)脱碳九塔系统
脱碳九塔顶部气相经脱碳九塔塔顶冷凝器后进入脱碳九塔回流罐，脱碳九塔回流
罐出料一部分经脱碳九塔回流泵返回脱碳九塔顶部，另一部分经二段加氢进料泵送至二段进出料换热器；
[0031] 脱碳九塔塔釜出料经脱碳九塔塔釜泵，再经碳九塔产品冷却器冷却后送碳九产品储罐；
[0032] 脱碳九塔除设置脱碳九塔塔釜再沸器外，还设有脱碳九塔中间再沸器；[0033] d)二段加氢反应器系统
[0034] 从二段加氢进料泵来的物料与二段循环氢压缩机来的循环氢混合后，依次经二段进出料换热器和二段进料加热炉加热后进入二段加氢反应器顶部；二段反应器底部出料依次经二段进出料换热器、二段后冷器，送至二段加氢分离罐，二段加氢分离罐分离出的气相送二段循环氢压缩机吸入罐；二段循环氢压缩机吸入罐气相经二段循环氢压缩机升压后送二段进出料换热器入口。二段加氢分离罐分离出液相进入稳定塔进出料换热器；[0035] e)稳定塔系统
[0036] 二段加氢分离罐的液相经稳定塔进出料换热器加热进入稳定塔中部；稳定塔塔顶气相经稳定塔塔顶冷凝器进入稳定塔回流罐，稳定塔回流罐气相送低压尾气管网，液相经稳定塔回流泵加压返回稳定塔塔顶；稳定塔塔釜出料经加氢汽油产品泵升压，依次经脱碳九塔中间再沸器、稳定塔进出料换热器和加氢汽油产品冷却器冷却后，送加氢汽油产品储罐。
[0037] 本发明之二的裂解汽油全馏分加氢装置是这样实现的，[0038] 本发明的裂解汽油全馏分加氢装置包括：[0039] a)一段加氢反应器R-750系统、b)脱碳五塔C-710系统、c)脱碳九塔C-720系统、d)二段加氢反应器R-760系统、e)稳定塔C-770系统；其特征在于：
[0030]
所述脱碳九塔C-720除在塔釜设置脱碳九塔塔釜再沸器E-725外，还在脱碳九塔C-720提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器E-726；
[0040]
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说 明 书
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所述脱碳九塔中间再沸器E-726加热介质的入口与加氢汽油产品泵P-775出口连接，加氢汽油产品泵P-775入口经管线与稳定塔C-770塔釜出口连接；
[0042] 所述脱碳九塔中间再沸器E-726加热介质的出口与稳定塔进出料换热器E-776热介质进口连接。
[0043] 在具体实施中，
所述的装置依次包括下述设备：
[0045] a)一段加氢反应器R-750系统
[0046] 粗裂解汽油原料由粗裂解汽油储罐TK-700经管线依次连接下述设备：粗汽油进料过滤器SR-700、一段进料缓冲罐D-750、一段加氢进料泵P-750，一段加氢进料泵P-750出口经管线连接至一段加氢反应器R-750顶部；
[0047] 氢气管线由氢气管网经管线接至一段加氢反应器R-750顶部；
[0048] 一段加氢反应器R-750底部出口经管线连一段加氢热分离罐D-751，其中：一段加氢热分离罐D-751罐顶气相出口经管线依次连接一段热分离冷凝器E-752和一段加氢冷分离罐D-752；一段加氢热分离罐D-751罐底液相出口经管线分别连接一段加氢循环泵P-751入口和脱碳五塔C-710中部进料口；一段加氢循环泵P-751出口经管线连接至：一段循环冷却器E-751热介质入口；一段循环冷却器E-751热介质出口经管线连接至一段加氢反应器R-750顶部；
[0049] 一段加氢冷分离罐D-752顶部气相出口经管线连接二段循环氢压缩机吸入罐D-761；一段加氢冷分离罐D-752罐底液相出口经管线连接一段加氢热分离罐D-751；[0050] b)脱碳五塔C-710系统
[0051] 脱碳五塔C-710塔顶气相出口经管线依次连接下述设备：脱碳五塔塔顶冷凝器E-710、脱碳五塔回流罐D-710、脱碳五塔回流泵P-715；[0052] 脱碳五塔回流泵P-715出口经管线分别连接：脱碳五塔C-710顶部回流口，碳五产品储罐TK-710进料口；
[0053] 脱碳五塔C-710塔釜液相出口经管线连接脱碳九塔C-720中部进料口；
[0054] 脱碳五塔C-710塔釜再沸器采出口经管线连接至脱碳五塔塔釜再沸器E-715冷介质进口，脱碳五塔塔釜再沸器E-715冷介质出口经管线连接至脱碳五塔C-710塔釜再沸器返回口；
[0055] c)脱碳九塔C-720系统
[0044]
脱碳九塔C-720塔顶气相出口经管线依次连接下述设备：脱碳九塔塔顶冷凝器
E-720、脱碳九塔回流罐D-720；
[0057] 脱碳九塔回流罐D-720罐底液相出口经管线分别连接脱碳九塔回流泵P-720入口和二段加氢进料泵P-721入口；脱碳九塔回流泵P-720出口经管线连接脱碳九塔C-720顶部回流口；二段加氢进料泵P-721出口经管线连接至二段进出料换热器E-760冷介质进口；
[0058] 脱碳九塔回流罐D-720罐顶气相管线连接脱碳九塔尾气冷凝器E-721热介质进口；脱碳九塔尾气冷凝器E-721热介质液相出口经管线连接脱碳九塔回流罐D-720，脱碳九塔尾气冷凝器E-721热介质气相出口经管线连接脱碳九塔真空系统PA-720的入口；脱碳九塔真空系统PA-720的出口经管线连接至真空尾气管网；
[0056]
9
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说 明 书
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脱碳九塔C-720塔釜经管线依次连接下述设备：脱碳九塔塔釜泵P-725、碳九产品冷却器E-728、碳九产品储罐TK-720；
[0060] 脱碳九塔C-720塔釜再沸器采出口经管线连接至脱碳九塔塔釜再沸器E-725冷介质进口，脱碳九塔塔釜再沸器E-725冷介质出口经管线连接至脱碳九塔C-720塔釜再沸器返回口；
[0061] 脱碳九塔C-720中间再沸器采出口经管线连接至脱碳九塔中间再沸器E-726冷介质进口，脱碳九塔中间再沸器E-726冷介质出口经管线连接至脱碳九塔C-720中间再沸器返回口；
[0062] d)二段加氢反应器R-760系统
[0063] 二段进出料换热器E-760冷介质出口经管线连接至二段进料加热炉F-760冷介质进口，二段进料加热炉F-760冷介质进口经管线连接至二段加氢反应器R-760顶部进口；[0064] 二段加氢反应器R-760底部出口经管线连接至二段进出料换热器E-760热介质入口；二段进出料换热器E-760热介质出口经管线分别连接至二段后冷凝器E-761热介质入口；二段后冷凝器E-761热介质出口连接至二段加氢分离罐D-760进口；
[0065] 二段加氢分离罐D-760顶部的气相出口经管线连接至二段循环氢压缩机吸入罐D-761；二段循环氢压缩机吸入罐D-761顶部气相出口经管线连接至二段循环氢压缩机K-760入口；二段循环氢压缩机K-760出口经管线连接至二段加氢进料泵P-721与二段进出料换热器E-760间的连接管线；
二段加氢分离罐D-760底部液相出口经管线连接至稳定塔进出料换热器E-776冷
介质进口；
[0067] e)稳定塔C-770系统
[0068] 稳定塔进出料换热器E-776冷介质出口经管线连接至稳定塔C-770中部进料口；[0069] 稳定塔C-770塔顶管线依次连接：稳定塔塔顶冷凝器E-770、稳定塔回流罐D-770；稳定塔回流罐D-770罐底液相出口经管线连接至稳定塔回流泵P-770入口；稳定塔回流泵P-770出口经管线连接至稳定塔C-770塔顶回流口；稳定塔回流罐D-770罐顶气相出口经管线连接至低压尾气管网；
[0070] 稳定塔C-770塔釜出料口经管线连接至加氢汽油产品泵P-775入口；加氢汽油产品泵P-775出口经管线连接至脱碳九塔中间再沸器E-726热介质入口；脱碳九塔中间再沸器E-726热介质出口经管线连接至稳定塔进出料换热器E-776热介质入口；稳定塔进出料换热器E-776热介质出口经管线连接至加氢汽油冷却器E-777热介质入口；加氢汽油冷却器E-777热介质出口经管线连接至加氢汽油产品储罐TK-770；
[0071] 稳定塔C-770塔釜再沸器采出口经管线连接至稳定塔塔釜再沸器E-775冷介质进口，稳定塔塔釜再沸器E-775冷介质出口经管线连接至稳定塔C-770塔釜再沸器返回口。[0072] 本发明所述的工艺流程，同现有的裂解汽油全馏分加氢流程相比，流程变化主要体现在以下几个方面：
[0073] 1)脱碳九塔由常压塔改为真空塔；
[0066]
2)除脱碳九塔塔釜再沸器外，增加了脱碳九塔中间再沸器，脱碳九塔中间再沸器
的进料为脱碳九塔进料口下第3～6块塔板中任意一块板采出的液相物料；经脱碳九塔中间再沸器加热汽化后液相物料变成气液两相，返回脱碳九塔中间再沸器采出塔板下方的第
[0074]
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说 明 书
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二块塔板上；脱碳九塔再沸器返回脱碳九塔物料的气化率为10～15wt％。
[0075] 3)脱碳九塔中间再沸器的热负荷为未加脱碳九塔中间再沸器时原脱碳九塔塔釜再沸器热负荷的10～15％。
[0076] 4)脱碳九塔中间再沸器采用稳定塔塔釜采出的热工艺物料作为加热介质；该加热介质由稳定塔塔釜采出后，经稳定塔塔釜的加氢汽油产品泵加压后再送往脱碳九塔中间再沸器作为加热介质；经脱碳九塔中间再沸器换热后，该加热介质再送至稳定塔进出料换热器用于加热稳定塔进料，之后经过加氢汽油冷却器冷却后送至加氢汽油储罐。[0077] 通过上述几个方面的优化后，与现有裂解汽油全馏分加氢方法相比，本发明可以实现的节能效果主要体现在以下几个方面：[0078] 1)脱碳九塔由常压塔改为真空塔，可以使该塔塔釜温度由190～200℃降低到140～150℃，因此脱碳九塔塔釜再沸器的加热介质可以相应地采用较低压力等级的中压蒸气，这样一方面可以降低操作成本，同时由于所使用蒸汽等级的降低，脱碳九塔塔釜再沸器和蒸汽管线可以使用压力等级较低的的材质制造，由此可以进一步降低装置的设备、管线投资。
[0079] 2)增加脱碳九塔中间再沸器后，脱碳九塔塔釜再沸器热负荷将降低10～15％左右，即蒸汽能耗降低10～15％左右。3)作为现有技术的裂解汽油全馏分加氢方法，其稳定塔塔釜出料通常历经稳定塔进出料换热器和加氢汽油产品冷却器的两次换热后送加氢汽油产品储罐。根据本发明所述的方法，稳定塔塔釜出料需要先后经过脱碳九塔中间再沸器、稳定塔进出料换热器和加氢汽油产品冷却器三次换热后再送往加氢汽油产品储罐。由于增加了脱碳九塔中间再沸器的换热，在稳定塔进出料换热器热负荷不变的前提下，加氢汽油产品冷却器的热介质入口温度将降低40℃左右，由此导致加氢汽油冷却器的热负荷减低70％以上，冷却介质消耗也将相应下降70％以上。
[0081] 上面所述的冷却介质可以是水或空气。
[0080]
附图说明
图1现有技术裂解汽油全馏分加氢传统流程
[0083] 图2本发明所述的裂解汽油全馏分加氢流程[0084] 附图标记说明[0085] 1)设备代号说明
[0082] [0086]
设备代号 C-710 C-720 C-770 D-710
设备名称 脱碳五塔 脱碳九塔 稳定塔 脱碳五塔回流罐
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D-720 D-750 D-751 D-752 D-760 D-761 D-770 E-710 E-715 E-720 E-721 E-725 E-726 E-728 E-751 E-752 E-760 E-761 E-770 E-775 E-776 E-777 F-760 K-760
说 明 书
脱碳九塔回流罐 一段进料缓冲罐 一段加氢热分离罐 一段加氢冷分离罐 二段加氢分离罐 二段循环氢压缩机吸入罐 稳定塔回流罐 脱碳五塔塔顶冷凝器 脱碳五塔塔釜再沸器 脱碳九塔塔顶冷凝器 脱碳九塔尾气冷凝器 脱碳九塔塔釜再沸器 脱碳九塔中间再沸器 碳九产品冷却器 一段循环冷却器 一段热分离冷凝器 二段进出料换热器 二段后冷器 稳定塔塔顶冷凝器 稳定塔塔釜再沸器 稳定塔进出料换热器 加氢汽油冷却器 二段进料加热炉 二段循环氢压缩机
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P-700 P-715 P-720 P-721 P-725 P-750 P-751 P-770 P-775 PA-720 R-750 R-760 SR-700 TK-700 TK-710 TK-720 TK-770
[0087] [0088] [0089] [0090]
说 明 书
脱碳五塔进料泵 脱碳五塔回流泵 脱碳九塔回流泵 二段加氢进料泵 脱碳九塔塔釜泵 一段加氢进料泵 一段加氢循环泵 稳定塔回流泵 加氢汽油产品泵 脱碳九塔真空系统 一段加氢反应器 二段加氢反应器 粗裂解汽油过滤器 粗裂解汽油储罐 碳五产品储罐 碳九产品储罐 加氢汽油产品储罐
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2)物流代号说明
物流代号 物流名称 1 2 3
粗裂解汽油 氢气 加氢汽油
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4 5 6 7 8
说 明 书
C5馏分 C9馏分 高压尾气 低压尾气 真空尾气
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具体实施方式
[0091] 具体流程参见附图2。流程简述如下：[0092] a)一段加氢反应器R-750系统
[0093] 自粗裂解汽油储罐TK-700来的粗裂解汽油，先经粗汽油进料过滤器SR-700过滤和一段进料缓冲罐D-750静置脱水，由一段加氢进料泵P-750升压，与一段循环冷却器E-751来的一段加氢循环物料混合后送至一段加氢反应器R-750顶部。氢气从顶部进入一段加氢反应器R-750。
[0094] 一段加氢反应器R-750出料先进入一段加氢热分离罐D-751进行气液分离。一段加氢热分离罐D-751罐顶气相经一段热分离冷凝器E-752冷凝至43℃后进入一段加氢冷分离罐D-752进行气液分离。一段加氢冷分离罐D-752罐顶的气体送往二段循环氢压缩机吸入罐D-761，为二段加氢提供补充氢气。一段加氢冷分离罐D-752罐底的液相返回一段加氢热分离罐D-751罐。一段加氢热分离罐D-751罐底液相一部分经作为一段加氢循环物料依次经一段加氢循环泵P-751加压和一段循环冷却器E-751冷却后送回一段加氢反应器R-750，另一部分作为一段加氢产品送往脱碳五塔C-710中部。[0095] b)脱碳五塔C-710系统
[0096] 脱碳五塔塔顶气相为C5馏分，经脱碳五塔塔顶冷凝器E-710冷凝至43℃后，进入脱碳五塔回流罐D-710，再经脱碳五塔回流泵P-710一部分作为回流返回脱碳五塔C-710塔顶；另一部分作为C5馏分副产品送往碳五产品储罐TK-710。脱碳五塔C-710塔釜为C6以上馏分，送入脱碳九塔C-720。脱碳五塔C-710塔釜设脱碳五塔塔釜再沸器E-715，加热介质为中压脱过热蒸汽。
[0097] c)脱碳九塔C-720系统
[0098] 由于脱碳九塔C-720采用负压操作，塔釜温度降低到135～150℃，此时脱碳九塔塔釜再沸器E-725的加热蒸汽可以采用常规压力等级的中压脱过热蒸气。[0099] 脱碳九塔C-720塔顶气相为C6～C8馏分，经脱碳九塔塔顶冷凝器E-720冷凝后进入脱碳九塔回流罐D-720。脱碳九塔回流罐D-720液相一部分经脱碳九塔回流泵P-720作为回流返回脱碳九塔C-720塔顶，另一部分经二段加氢进料泵P-721送至二段进出料换热器E-760。脱碳九塔回流罐D-720罐顶气相经脱碳九塔尾气冷凝器E-721冷凝，回收的凝液返回脱碳九塔回流罐D-720；脱碳九塔尾气冷凝器E-721冷凝后的气相为不凝气和少量烃类，经脱碳九塔抽真空系统PA-720抽出送真空尾气管网。[0100] 脱碳九塔C-720塔釜物料为C9及以上馏分，经脱碳九塔釜泵P-725送往碳九产品
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说 明 书
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冷却器E-728冷却至43℃，作为不加氢C9副产品送往碳九产品储罐。脱碳九塔C-720塔釜设塔釜脱碳九塔再沸器，其加热介质为中压脱过热蒸汽。此外，脱碳九塔提馏段上部设置脱碳九塔中间再沸器E-726，其加热介质为稳定塔C-770塔釜采出并经加氢汽油产品泵P-775加压后的加氢汽油。
[0101] d)二段加氢反应R-760系统
[0102] 脱碳九塔C-720塔顶的C6～C8馏分经二段加氢进料泵P-721升压，与自二段循环氢压缩机K-760来的循环氢混合后，依次经二段进出料换热器E-760和二段进料加热炉F-760加热，送至二段加氢反应器R-760顶部。
[0103] 二段加氢反应器R-760出料依次经二段进出料换热器E-760和二段后冷器E-761冷却后，送至二段加氢分离罐D-760进行气液分离。二段加氢分离罐D-760分离出的气相大部分进入二段循环氢压缩机吸入罐D-761，少部分作为高压尾气排往高压尾气管网。二段循环氢压缩机吸入罐D-761的气相进入二段循环氢压缩机K-760，二段循环氢压缩机出口的气体与二段加氢进料泵P-721来的一段加氢后的C6-C8馏分混合作为二段加氢反应器R-760的进料。
[0104] 二段加氢分离罐D-760分离出的液相出料经稳定塔进出料换热器E-776与稳定塔C-770釜出料换热，然后送往稳定塔C-770。e)稳定塔C-770系统
[0106] 二段加氢分离罐D-760的液相经稳定塔进出料换热器E-776预热后，送入稳定塔C-770的中部。稳定塔C-770塔顶气相经稳定塔塔顶冷凝器E-770冷凝后，送入稳定塔回流罐D-770。稳定塔回流罐D-770的气相含硫化氢，作为低压尾气送往低压尾气管网；稳定塔回流罐D-770的液相经稳定塔回流泵P-770送回稳定塔C-770塔顶。[0107] 稳定塔C-770塔釜出料为加氢汽油产品，经加氢汽油产品泵P-775升压后，送至脱碳九塔中间再沸器E-726作为该中间再沸器的加热介质，再送至稳定塔进出料换热器E-776对稳定塔C-770的进料进行预热，最后再经过加氢汽油冷却器E-777冷却至加氢汽油产品要求的储存温度后送往加氢汽油产品储罐TK-770。[0108] 实施例
[0109] 下面结合实施例，进一步说明本发明。[0110] 除脱碳九塔系统外，本发明所述的裂解汽油全馏分加氢方法采用的工艺设计条件同现有常规裂解汽油全馏分加氢方法基本一致，其中核心设备的工艺操作条件如下：[0111] 主要工艺操作条件如下：[0112] 脱碳五塔C-710的操作条件
[0105] [0113]
位置 塔顶 塔釜
[0114] [0115]
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操作温度/℃ 50～60 125～132
操作压力/MPaG 0.1～0.2
脱碳九塔C-720的操作条件
CN 102234541 ACN 102234543 A
位置 塔顶 塔釜
[0116]
说 明 书
操作温度/℃ 65～75 135～150
操作压力/MPaG -0.06～-0.08
11/14页
一段加氢反应器R-750的操作条件
[0117]
[0118] [0119]
二段加氢反应器R-760的操作条件
[0120] [0121]
稳定塔C-770的操作条件
位置 塔顶 塔釜
操作温度/℃ 105～115 150～170
操作压力/MPaG 0.5～0.55
裂解汽油加氢的原料是乙烯副产的粗裂解汽油，由于乙烯装置的原料波动和操作波动往往会引起粗裂解汽油组成和产量的较大波动。因此，通常需要根据乙烯装置的处理规模合理设定裂解汽油加氢的装置规模。目前新建乙烯装置的规模主要有80万吨/年、100万吨/年和120万吨/年，与其配套的裂解汽油加氢装置的工程规模分别为：55万吨/年、
[0122]
65万吨/年和80万吨/年。
[0123] 由于裂解汽油组成随乙烯原料和操作条件不同而不同，在此以某一较典型粗裂解汽油组成为基础进行实例说明：
-[0124] C5：21.5wt％[0125] C6-C8：66.1wt％
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说 明 书
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C9+：12.4wt％
[0127] 在上述组成条件下，按照附图1和附图2所示两种流程，分别对55万吨/年、65万吨/年和80万吨/年三种规模的裂解汽油全馏分加氢装置进行模拟，根据模拟结果，与现有技术相比，本发明所述装置的节能效果主要体现在二段后冷器和加氢汽油冷却器的冷却水消耗量减少，具体如表1-1、表2-1和表3-1所示；以及脱碳九塔塔釜再沸器蒸汽能耗的减少，具体如表1-2、表2-2和表3-3所示。[0128] 其中，现有技术和本发明所述脱碳九塔塔釜再沸器加热蒸汽的压力分别为2.5MPaA和1.5MPaA。循环冷却水回水按0.2MPaG，43℃；供水按0.45MPaG，33℃计。根据《石油化工设计能耗计算标准》(GB/T50441-2007)规定，压力为2.5MPaA和1.5MPaA的蒸汽的能量折算值分别取3559MJ/t和3349MJ/t，循环冷却水的能量折算值取4.19MJ/t。[0129] 表1-155万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置[0130] 采用两种装置的冷却水能耗比较
[0131]
表1-255万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置
[0133] 采用两种装置的蒸汽能耗比较
[0132] [0134]
表2-165万吨/年裂解汽油全馏分加氢装置
[0136] 采用两种装置的冷却水能耗比较
[0135] [0137]
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表2-265万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置[0139] 采用两种装置的蒸汽能耗比较
[0138] [0140]
[0141]
表3-180万吨/年裂解汽油全馏分加氢装置
[0143] 采用两种装置的冷却水能耗比较
[0142] [0144]
表3-280万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置
[0146] 采用两种装置的蒸汽能耗比较
[0145] [0147]
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从上述结果可以看出，对于不同规模的裂解汽油全馏分加氢装置，采用本发明所述的裂解汽油加氢方法后装置总的蒸汽和冷却水的能耗平均都可以降低5％以上。
[0148]
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说 明 书 附 图
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图1
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说 明 书 附 图
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图2
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