专利名称：一种裂解汽油全馏分加氢装置的制作方法
技术领域：
本实用新型涉及一种石油化工领域的裂解汽油加氢装置，进一步地说，是涉及一 种裂解汽油全馏分加氢节能装置。
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°C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。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。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。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 氢反应器系统、脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、二段加氢反应器系统和稳定塔系统。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 脱碳五塔系统分离出C5及c5以下的馏分、脱碳九塔系统脱除c9及c9以上馏分，脱除c5和 c9馏分后的c6-c8馏分经过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。根据化学反应原理，不饱和烃加氢为放热反应，而裂解汽油中的不饱和烃含量可 高达50_60wt%，因此裂解汽油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°C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。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。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。[0009]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 本实用新型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催化裂化工艺，对本实用新型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。
实用新型内容发明人通过对裂解汽油全馏分加氢现有技术的分析，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。针对这一问 题，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 汽油加氢装置的优化设计和试验，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。本实用新型的裂解汽油全馏分加氢装置是这样实现的，本实用新型的裂解汽油全馏分装置包括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，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；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的热 介质进口连接。所述的脱碳九塔中间再沸器E-726的液相进料由脱碳九塔C-720进料口下第3 6块塔板中任意一块板采出，汽化后返回采出板下的第二块塔板；所述脱碳九塔C-720系统的脱碳九塔C-720为真空塔；在具体实施中，所述的装置包括下述设备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；氢气管线由氢气管网经管线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
6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 ； —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塔釜出料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
n ；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塔釜出料口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冷介质出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。应用本实用新型的的裂解汽油全馏分加氢装置的操作方法是这样的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。 所述的脱碳九塔中间再沸器的液相进料可以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°C，汽化后返回采出板下的第二块板；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% ；所述的脱碳九塔操作压力为负压，塔顶温度为65 75°C，塔釜温度为135 150 0C ；所述的稳定塔进料温度彡1350C，塔釜温度为150 170°C。本实用新型所述的工艺装置同现有的裂解汽油全馏分加氢装置相比，装置变化主 要体现在以下几个方面1)脱碳九塔由常压塔改为真空塔。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 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%。[0058]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%。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。通过上述几个方面的优化后，与现有裂解汽油全馏分加氢装置相比，本实用新型 所述的装置可以实现的节能效果主要体现在以下两个方面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°C降低到 140 150°C，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。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。根据本实用新型 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°C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。化工领域常用的冷却介质可以是循环冷却水或空气。
图1现有技术裂解汽油全馏分加氢传统装置示意图
0066]图2本实用新型的裂解汽油全馏分加氢装置示意图附图标记说明1)设备代号说明 2)物流代号说明
具体实施方式
具体装置参见附图2。装置简述如下a) 一段加氢反应器R-750系统自粗裂解汽油储罐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。—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°C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。b)脱碳五塔C-710系统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°C后，进入 脱碳五塔回流罐D-710，再经脱碳五塔回流泵P-710 —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。c)脱碳九塔C-720系统由于脱碳九塔C-720采用负压操作，塔釜温度降低到135 150°C，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。[0080]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。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 冷却器E-728冷却至43°C，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。d) 二段加氢反应器R-760系统脱碳九塔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。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。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。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。实施例下面结合实施例，进一步说明本实用新型。除脱碳九塔系统外，本实用新型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主要工艺操作条件如下脱碳五塔C-710的操作条件
13 脱碳九塔C-720的操作条件 一段加氢反应器R-750的操作条件 二段加氢反应器R-760的操作条件 稳定塔C-770的操作条件 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、 65万吨/年和80万吨/年。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C5^ 21. 5wt%C6-C8 66. Iwt %C9+ :12. 4wt%在上述组成条件下，按照附图1和附图2所示两种装置，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，本实用新型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。其中，现有技术和本实用新型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°C ；供水按0. 45MPaG，33°C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。表1-1 55万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置采用两种装置的冷却水能耗比较 表1-2 55万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置采用两种装置的蒸汽能耗比较 表2-1 65万吨/年裂解汽油全馏分加氢装置采用两种装置的冷却水能耗比较 表2-2 65万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置采用两种装置的蒸汽能耗比较 表3-1 80万吨/年裂解汽油全馏分加氢装置采用两种装置的冷却水能耗比较 表3-2 80万吨/年裂解汽油加氢全馏分装置采用两种装置的蒸汽能耗比较 从上述结果可以看出，在不同的装置规模下，本实用新型所述的裂解汽油全馏分 加氢装置的总的蒸汽和冷却水能耗都可以降低5 %以上。
权利要求一种裂解汽油全馏分加氢装置，所述的装置包括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)。
2.如权利要求1所述的裂解汽油全馏分加氢装置，其特征在于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 质入口连接；所述的脱碳九塔中间再沸器(E-726)的液相进料由脱碳九塔(C-720)进料口下第3 6块塔板中任意一块板采出，汽化后返回采出板下的第二块塔板。
3.如权利要求1所述的裂解汽油全馏分加氢装置，其特征在于 所述脱碳九塔(C-720)系统的脱碳九塔(C-720)为真空塔。
4.如权利要求1 3之一所述的裂解汽油全馏分加氢装置，其特征在于 所述的装置包括下述设备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)；—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 罐(D-761)； —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)冷介质出口经管线连接至二段加氢反应器(R-760)顶部进 Π ；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(Ε-760)热介质入 口 ；二段进出料换热器(Ε-760)热介质出口经管线分别连接至二段后冷凝器(Ε-761)热介 质入口 ；二段后冷凝器(Ε-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 机(Κ-760)入口 ；二段循环氢压缩机(Κ-760)出口经管线连接至二段加氢进料泵(Ρ-721) 与二段进出料换热器(Ε-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(Ε-776)冷 介质进口 ；e)稳定塔(C-770)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
专利摘要本实用新型为一种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。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的加热介质为稳定塔C-770塔釜采出的加氢汽油产品。本实用新型所述的裂解汽油全馏分加氢装置比采用现有技术的裂解汽油全馏分加氢装置的蒸汽和循环冷却水消耗有明显减少，从而实现了裂解汽油全馏分加氢装置总能耗的降低。
文档编号C10G67/14GK201686667SQ20102018238
公开日2010年12月29日 申请日期2010年5月7日 优先权日2010年5月7日
发明者张霁明, 王鑫泉, 陈晓昀, 陈皓 申请人:中国石油化工集团公司;中国石化工程建设公司