作为塔顶回流，一部分回收起来，主要为C5组分，这些组分，除了能被用作燃料外，也可以进行深加工从而获得高附加值的产品。
[0041]最终，本工艺流程实现饱和DCC裂解石脑油的过程，得到脱戊烷油和经催化处理后的高辛烷值汽油，并且，在工艺过程中产生的多种副产品，能够被再次利用多工艺循环中，有效地降低了生产成本。这种饱和DCC裂解石脑油工艺不仅可以饱和DCC裂解石脑油中烯烃，还可降低产品中硫、氮至Ippm以下，满足苯抽提装置进料指标要求，得到高辛烷值汽油组分。
[0042]实施例2:
[0043]以下结合具体的实施数据进行说明。
[0044]首先，自罐区来的DCC裂解石脑油经过原料油过滤器进行过滤，除去原料中粒径大于25 μm的颗粒后进入原料油缓冲罐，自原料油缓冲罐罐底出来的原料油经加氢反应进料栗升压至7.5MPa ;另一方面，由管网来的新氢，经新氢压缩机加压至7.5MPa后，再和上面得到的升压后的原料油混合，得到混氢原料油，调节栗速，使得新氢和原料油的混合比例满足:1吨原料油配氢0.0141吨。混氢原料油经过换热器C换热至185°C后，进入加氢第一反应器。
[0045]在加氢第一反应器中，在催化剂作用下进行二烯烃饱和反应，加氢第一反应器的催化剂为:保护剂(FBN02B01) 3吨、保护剂(FBN03B0) 1.45吨和精制催化剂(FH-98) 7.4吨。
[0046]反应流出物经换热器A换热至220°C，再经加热炉加热至230°C后(正常运行时加热炉可不投用)，进入加氢第二反应器。
[0047]加氢第二反应器中，在催化剂作用进行二段加氢反应，加氢第二反应器的催化剂为:保护剂(FZC-105) 1.3吨、保护剂(FZC-106)0.65吨和催化剂(FH-40A) 17.5吨。并且，这里的加氢第二反应器分为上、中、下三个床层，三个床层中装填的催化剂总质量分别为2.835 吨、5.25 吨、7.49 吨。
[0048]反应后的加氢产物依次经过换热器A换热至210°C、经换热器B换热至155°C、换热器C换热至73°C后，再经过反应流出物空冷器冷却至45°C后进入高压分离器。
[0049]冷却后的物料在高压分离器中进行油、气、水三相分离，其中高压分离器分离的油液进入低压分离器进行再次分离，高压分离器和低压分离器分离的含硫污水送至装置外含硫污水汽提装置处理；
[0050]高压分离器分离的气相由高压分离器顶部流出进入循环氢压缩机加压至6.8MPa，自循环氢压缩机出来的气相，分成两路:一路作为急冷氢进入加氢第二反应器控制床层温度，该加氢第二反应器分为上、中、下三个床层，急冷氢分成三路分别进入加氢第二反应器的上、中、下三个床层，使得三个床层温升比例分别保持为10°C、30°C和40°C，即在生产初期，经加热炉加热至230°C后，进入加氢第二反应器，首先在下床层升温至270°C，然后进入中间床层升温至300°C，最后进入上层床层，升温至310°C。由于在反应过程中会损耗一定的热量，所以在实际生产过程中，进入中间床层的初始温度约为265°C，在中间床层升温至295°C，伴随着能量损耗，进入上层床层的初始温度大约为280°C，在上层床层升温至290。。。
[0051]自循环氢压缩机出来的气相除了作为急冷氢外，其余的与来自新氢压缩机的新氢混合成为混合氢，一起与步骤一得到的升压后的原料油混合，得到混氢原料油。
[0052]经低压分离器分离后得到的油液经过换热器D达到120°C后再经过换热器B达到170 C后，进入脱戊烧塔。
[0053]在脱戊烷塔的塔底设置再沸器，该再沸器由压力3.5MPa、温度430°C的热蒸汽循环加热，使得塔底温度保持为170°C。脱戊烷塔的塔底流出脱戊烷油，脱戊烷油经脱戊烷油栗加压0.SMPa后经换热器D降温至110°C，再经脱戊烷油空冷器冷却到45°C以下送至苯抽提蒸馏塔，经过苯抽提蒸馏塔抽提走苯后，得到去苯后的脱戊烷油，此时得到的产品中硫、氮至Ippm以下，能满足苯抽提装置进料指标要求，经催化处理后，得到高辛烷值汽油组分。
[0054]脱戊烷塔的塔顶流出油气，进入空冷器冷却至45°C以下后，进入回流罐进行气、油、水三相分离；
[0055]分离出的气相送至收集待用；分离出的含硫污水送至含硫污水汽提装置进行处理；分离出的油相经脱戊烷塔顶回流栗升压后一部分作为塔顶回流，在保证塔顶回流正常的情况下，剩余的油相可以回收起来再利用，本实施例中两者比例恰好为1:1。
[0056]以上例举仅仅是对本发明的举例说明，并不构成对本发明的保护范围的限制，凡是与本发明相同或相似的设计均属于本发明的保护范围之内。本实施例没有详细叙述的部件和结构属本行业的公知部件和常用结构或常用手段，这里不一一叙述。
【主权项】
1.一种DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:包括如下步骤， 步骤一:自罐区来的DCC裂解石脑油经过原料油过滤器进行过滤，除去原料中粒径大于25 μm的颗粒后进入原料油缓冲罐，自原料油缓冲罐罐底出来的原料油经加氢进料栗升压至 7.0 ?7.9MPa ； 步骤二:由管网来的新氢，经新氢压缩机加压至7.0?7.9MPa后，再和步骤一得到的升压后的原料油混合，得到混氢原料油，混氢原料油经过换热器C换热至170?200°C后，进入加氢第一反应器； 步骤三:在加氢第一反应器中，在催化剂作用下进行二烯烃饱和反应，反应流出物经换热器A换热至210?230°C，再经加热炉加热至230?270°C后，进入加氢第二反应器在催化剂作用进行二段加氢反应，反应后的加氢产物依次经过换热器A换热至190?220°C、经换热器B换热至140?170°C、换热器C换热至65?80°C后，再经过反应流出物空冷器冷却至45°C后进入高压分离器； 步骤四:冷却后的物料在高压分离器中进行油、气、水三相分离， 高压分离器分离的油液进入低压分离器进行再次分离，高压分离器和低压分离器分离的含硫污水送至污水处理装置进行处理； 高压分离器分离的气相由高压分离器顶部流出进入循环氢压缩机加压至6.5?7.0MPa,自循环氢压缩机出来的气相，分成两路:一路作为急冷氢进入加氢第二反应器，另一路与来自新氢压缩机的新氢混合成为混合氢，一起与步骤一得到的升压后的原料油混合，得到混氢原料油； 经低压分离器分离后得到的油液经过换热器D达到120± 10°C后再经过换热器B达到170 ± 10 °C后，进入脱戊烷塔； 步骤五:脱戊烷塔的塔底流出脱戊烷油，脱戊烷油经脱戊烷油栗加压0.SMPa后经换热器D降温至110±10°C，再经脱戊烷油空冷器冷却到45°C以下送至苯抽提蒸馏塔，经过苯抽提蒸馏塔抽提走苯后，得到去苯后的脱戊烷油； 脱戊烷塔的塔顶流出油气，进入空冷器冷却至45°C以下后，进入回流罐进行气、油、水三相分离； 分离出的气相送至收集待用；分离出的含硫污水送至污水处理装置进行处理；分离出的油相经脱戊烷塔顶回流栗升压后一部分作为塔顶回流，一部分回收起来。2.如权利要求1所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的步骤二中新氢和原料油的混合比例为:1吨原料油配氢0.0114吨。3.如权利要求1所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的步骤三中加氢第一反应器的催化剂为:保护剂FBN02B01、保护剂FBN03B0和精制催化剂FH-98，三者的质量比例为3:1.45:7.4。 加氢第二反应器的催化剂为:保护剂FZC-105、保护剂FZC-106和催化剂FH-40A，三者的质量比例为1.3:0.65:17.5。4.如权利要求3所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的加氢第二反应器分为上、中、下三个床层，三个床层中均按1.3:0.65:17.5的比例添加催化剂，且三个床层的催化剂总质量比例为2.835:5.25:7.49。5.如权利要求1所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的步骤四中自循环氢压缩机出来的气相，分成两路，其中一路作为急冷氢进入加氢第二反应器控制床层温度，该加氢第二反应器分为上、中、下三个床层，急冷氢分成三路分别进入加氢第二反应器的上、中、下三个床层，使得三个床层温升比例分别保持为I (TC、30°C和40°C;自循环氢压缩机出来的气相除了作为急冷氢外，其余的与来自新氢压缩机的新氢混合成为混合氢，一起与步骤一得到的升压后的原料油混合，得到混氢原料油。6.如权利要求1所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的脱戊烷塔的塔底设置再沸器，该再沸器由压力3.5MPa、温度420?450°C的热蒸汽循环加热，直至塔底温度保持为170±10°C。7.如权利要求1所述的DCC裂解石脑油加工工艺，其特征在于:所述的步骤五中回流罐分离出的油相作为塔顶回流部分和回收部分的比例为1:1。
【专利摘要】本发明涉及石油化工技术领域，具体的说是一种DCC裂解石脑油加工工艺，将DCC裂解石脑油经过一段加氢处理后，脱除二烯烃，然后进入二段加氢反应器脱硫脱氮精制后进行分馏分割处理，分离出脱戊烷油组分后，将塔底的油相及重组分去苯抽提装置分离出苯后，其它组分作为汽油调和组分。本发明的这种DCC裂解石脑油加工工艺，将原20万吨/年柴油加氢-临氢降凝装置成功改造为20万吨/年DCC裂解石脑油加氢装置，不仅可以饱和DCC裂解石脑油中烯烃，还可降低产品中硫、氮至1ppm以下，满足苯抽提装置进料指标要求，得到高辛烷值汽油组分。
【IPC分类】C10G67/14
【公开号】CN105062560
【申请号】CN201510468760
【发明人】李军, 曹培宽, 高怀荣, 李明星, 王军峰, 康钰海, 魏春宏, 张建虎, 秦广华, 杨小平, 张海涛, 倪小斌, 唐凤岐, 贾巨荣, 王彦龙, 姬向国, 李亚敏, 白小春
【申请人】陕西延长石油（集团）有限责任公司榆林炼油厂
【公开日】2015年11月18日
【申请日】2015年8月4日