一种蜡油加氢裂化装置的制作方法

本实用新型涉及一种装置，更具体一点说，涉及一种蜡油加氢裂化装置，属于石油化工领域。
背景技术：
：现有工艺中采用常减压轻蜡油经加氢裂化反应后的生成油经装置分馏系统切割后，柴油侧线汽提塔只能出0#国ⅵ柴油，柴油产品闪点低、粘度小，特别是0#国ⅵ柴油市场需求小、产品效益差，不能满足工业白油(ⅰ)5号指标要求。技术实现要素：为了解决上述现有技术问题，本实用新型提供具有结构简单、能够高效制备工业白油等技术特点的一种蜡油加氢裂化装置。为了实现上述目的，本实用新型是通过以下技术方案实现的：一种蜡油加氢裂化装置，包括输送泵、加氢精制反应器、加氢裂化反应器，所述输送泵进口通过管线分别连接有常减压蜡油管线、催化柴油管线、焦化柴油管线，所述输送泵出口通过管线连接有一号加热炉，所述一号加热炉通过管线连接在加氢精制反应器顶部，所述加氢精制反应器通过管线连接在加氢裂化反应器顶部，所述加氢裂化反应器底部通过管线连接有热分器，所述热分器通过管线连接有冷分器，所述冷分器通过管线连接有硫化氢汽提塔，所述硫化氢汽提塔连接有闪蒸罐，所述闪蒸罐底部连接有二加热炉，所述二加热炉连接有分馏塔，所述分馏塔与闪蒸罐顶部连接，所述分馏塔上还连接有重石脑油汽提塔、航煤汽提塔、柴油汽提塔，所述柴油汽提塔通过管线依次连接有离心泵、换热器、空冷器、聚结器和盐干燥罐。作为一种改进，所述热分器包括热高压分离器、热低压分离器，所述冷分器包括冷高压分离器、冷低压分离器，所述热高压分离器与加氢精制反应器连接，所述热高压分离器顶部通过管线连接在冷高压分离器上进口，所述冷高压分离器出口通过管线分设有两个支路，其中一个支路连接在热低压分离器顶部，另一个支路通过管线连接在冷低压分离器进口上，所述冷低压分离器出口通过管线连接在柴油汽提塔顶，所述热高压分离器底部通过管线连接在热低压分离器上，所述热低压分离器底部通过管线连接在柴油汽提塔上。作为一种改进，自上而下所述分馏塔共包括68层塔盘，且靠近分馏塔顶部为第1层塔盘，分馏塔第9层塔盘下部设重石脑油汽提塔气相返回管线，分馏塔第10层塔盘处设重石脑油抽出至重石脑油汽提塔，分馏塔第27层塔盘上部设航煤中段回流返回管线，分馏塔第29层塔盘下部设航煤汽提塔气相返回管线，分馏塔第30层塔盘处设航煤抽出至航煤汽提塔、航煤中段回流管线，分馏塔第43层塔盘上部设柴油中段回流管线，分馏塔第45层塔盘下部设柴油汽提塔气相返回管线，分馏塔第46层塔盘处设柴油抽出至柴油汽提塔、柴油中段回流管线，分馏塔第53层塔盘上部连接闪蒸罐实现气相进料，分馏塔第68层塔盘下部设有1.3mpa汽提蒸汽管线所述分馏塔底部连接有尾油管线以收集尾油。作为一种改进，所述柴油汽提塔共8层塔盘，分馏塔第46层柴油抽出至柴油汽提塔第1层塔盘上部，控制柴油汽提塔底汽提蒸汽量2.7t/h，柴油汽提塔顶气相返回分馏塔温度267.9℃，柴油汽提塔中第8层塔盘下部设有1.3mpa蒸汽汽管线。作为一种改进，分馏塔第9层塔盘通过气相返回管线连接在重石脑油汽提塔顶部，所述重石脑油汽提塔通过管线回连在分馏塔第10层塔盘，所述重石脑油汽提塔底部通过管线输送收集重石脑油。作为一种改进，分馏塔第29层塔盘通过气相返回管线连接在航煤汽提塔顶部，所述航煤汽提塔通过管线回连在分馏塔第30层塔盘，所述航煤汽提塔底部通过管线输送收集航煤，所述航煤中段回流管线两端分别连接在分馏塔第27层和30层塔盘上。有益效果：1、本实用新型工艺通过调控特定原料组成及分馏切割操作，产品柴油馏程范围245℃-355℃左右，40℃运动粘度4.345mm2/s，开口闪点126℃、倾点-3℃，满足工业白油(ⅰ)5号质量指标要求，工业白油产量与设计柴油产量相当；2、本实用新型工艺实现了将劣质的催化柴油、焦化柴油转化成附加值较高的航煤、5#工业白油，航煤+5#工业白油收率较现有工艺航煤+0#国ⅵ柴油收率增加3.82％；3、能够在关闭催化柴油管线、焦化柴油管线，开启常减压蜡油管线时，实现0#国ⅵ柴油生产；能够在催化柴油管线、焦化柴油管线、常减压蜡油管线同时开启时，生产工业白油(ⅰ)5号，生产方案在线切换，增加装置产品灵活性。附图说明图1是本实用新型流程结构示意图。具体实施方式下面将结合本实用新型实施例中的附图，对本实用新型实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本实用新型中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本实用新型保护的范围。在实用新型的描述中，需要说明的是，术语“上”、“下”、“底部”、“顶部”、等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本实用新型和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本实用新型的限制。在实用新型的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“设置有”、“连接”等，应做广义理解，例如“连接”，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本实用新型中的具体含义。如图1所示为一种蜡油加氢裂化装置的具体实施例，本实用新型一种蜡油加氢裂化装置，包括输送泵、加氢精制反应器1、加氢裂化反应器2，所述输送泵进口通过管线分别连接有常减压蜡油管线、催化柴油管线、焦化柴油管线，所述输送泵出口通过管线连接有一号加热炉1.0，所述一号加热炉1.0通过管线连接在加氢精制反应器1顶部，所述加氢精制反应器1通过管线连接在加氢裂化反应器2顶部，所述加氢裂化反应器2底部通过管线连接有热分器，所述热分器通过管线连接有冷分器，所述冷分器通过管线连接有硫化氢汽提塔7，所述硫化氢汽提塔7连接有闪蒸罐8，所述闪蒸罐8底部连接有二加热炉9，所述二加热炉9连接有分馏塔10，所述分馏塔10与闪蒸罐8顶部连接，所述分馏塔10上还连接有重石脑油汽提塔11、航煤汽提塔12、柴油汽提塔13，所述柴油汽提塔13通过管线依次连接有离心泵、换热器14、空冷器15、聚结器和盐干燥罐；所述热分器包括热高压分离器3、热低压分离器4，所述冷分器包括冷高压分离器5、冷低压分离器6，所述热高压分离器3与加氢精制反应器1连接，所述热高压分离器3顶部通过管线连接在冷高压分离器5上进口，所述冷高压分离器5出口通过管线分设有两个支路，其中一个支路连接在热低压分离器4顶部，另一个支路通过管线连接在冷低压分离器6进口上，所述冷低压分离器6出口通过管线连接在柴油汽提塔13顶，所述热高压分离器3底部通过管线连接在热低压分离器4上，所述热低压分离器4底部通过管线连接在柴油汽提塔13上；自上而下所述分馏塔10共包括68层塔盘，且靠近分馏塔10顶部为第1层塔盘，分馏塔10第9层塔盘下部设重石脑油汽提塔气相返回管线，分馏塔10第10层塔盘处设重石脑油抽出至重石脑油汽提塔11，分馏塔10第27层塔盘上部设航煤中段回流返回管线，分馏塔10第29层塔盘下部设航煤汽提塔气相返回管线，分馏塔10第30层塔盘处设航煤抽出至航煤汽提塔12、航煤中段回流管线，分馏塔10第43层塔盘上部设柴油中段回流管线，分馏塔10第45层塔盘下部设柴油汽提塔气相返回管线，分馏塔10第46层塔盘处设柴油抽出至柴油汽提塔13、柴油中段回流管线，分馏塔10第53层塔盘上部连接闪蒸罐8实现气相进料，分馏塔10第68层塔盘下部设有1.3mpa汽提蒸汽管线所述分馏塔10底部连接有尾油管线以收集尾油。所述柴油汽提塔13共8层塔盘，分馏塔10第46层柴油抽出至柴油汽提塔13第1层塔盘上部，控制柴油汽提塔13底汽提蒸汽量2.7t/h，柴油汽提塔13顶气相返回分馏塔温度267.9℃，柴油汽提塔13中第8层塔盘下部设有1.3mpa蒸汽汽管线。分馏塔10第9层塔盘通过气相返回管线连接在重石脑油汽提塔11顶部，所述重石脑油汽提塔11通过管线回连在分馏塔10第10层塔盘，所述重石脑油汽提塔11底部通过管线输送收集重石脑油。分馏塔10第29层塔盘通过气相返回管线连接在航煤汽提塔12顶部，所述航煤汽提塔12通过管线回连在分馏塔10第30层塔盘，所述航煤汽提塔12底部通过管线输送收集航煤，所述航煤中段回流管线两端分别连接在分馏塔10第27层和30层塔盘上。利用蜡油加氢裂化装置生产5#工业白油的方法，该方法步骤包括：步骤1)：在常减压轻蜡油中掺入催化柴油和焦化柴油后组成混合原料，掺入的催化柴油和焦化柴油整体占混合原料的12.5％-16.8％；步骤2)：将步骤1)所得混合原料通过一号加热炉1.0加热至340℃～380℃，再加压至13.8mpa，进入装填有精制催化剂(常规催化剂)的加氢精制反应器1内进行加氢精制反应，控制加氢精制反应温度以及反应压力，获得精制反应产物；控制反应压力与未掺入催化柴油、焦化柴油时压力相同，控制加氢精制反应温度比未掺入催化柴油、焦化柴油时混合原料所需要的温度低1-2℃；步骤3)：将步骤2)得到的精制反应产物进入装填有裂化催化剂(常规催化剂)的加氢裂化反应器2中进行加氢裂化反应，获得裂化反应产物；控制加氢裂化反应温度345℃～380℃，且加氢裂化反应温度与未掺入催化柴油、焦化柴油时混合原料所需要的温度相同；步骤4)：将步骤3)得到的裂化反应产物将步骤3)得到的裂化反应产物先进入热高压分离器3，热高压分离器3分离得液相进入热低压分离器4，热高压分离器3气相进入冷高压分离器5，热低压分离器4分离得气相进入冷低压分离器6，冷高压分离器5分离得气相进入作为循环氢供给加氢精制反应器1，冷高压分离器5分离得液相进入冷低压分离器6，冷低压分离器6分离得气相为低分气，热低压分离器4和冷低压分离器6分离得液相为反应生成油，再将反应生成油送进硫化氢汽提塔7脱出硫化氢后送进用于分馏的闪蒸罐8，在闪蒸罐8底获得反应生成油，再将反应生成油送进硫化氢汽提塔7脱出硫化氢后送进用于分馏的闪蒸罐8，在闪蒸罐8底获得反应生成油；步骤5)：将闪蒸罐8底获得的反应生成油送入二号加热炉9中加热至350℃，再进入分馏塔10第56层下部；分馏塔10第9层塔盘下部设重石脑油汽提塔气相返回管线，分馏塔10第10层塔盘处设重石脑油抽出至重石脑油汽提塔11，分馏塔10第27层塔盘上部设航煤中段回流管线，分馏塔10第29层塔盘下部设航煤汽提塔气相返回管线，分馏塔10第30层塔盘处设航煤抽出至航煤汽提塔12、航煤中段回流管线，控制分馏塔10第30层塔盘航煤抽出209.0℃，分馏塔10第43层塔盘上部设柴油中段回流返回管线，分馏塔10第45层塔盘下部设柴油汽提塔气相返回管线，分馏塔10第46层塔盘处设柴油抽出至柴油汽提塔13、柴油中段回流，分馏塔10第53层塔盘上部连接闪蒸罐8实现气相进料，分馏塔10第68层塔盘下部设有1.3mpa汽提蒸汽管线；所述柴油汽提塔13共8层塔盘，分馏塔46层柴油抽出至柴油汽提塔13第1层塔盘上部，控制柴油汽提塔13底汽提蒸汽量2.7t/h，柴油汽提塔13顶气相返回分馏塔温度267.9℃，柴油汽提塔13中第8层塔盘下部也连接有1.3mpa汽提蒸汽管线，分馏塔10第46层塔盘柴油抽出273.8℃，分馏塔10第46层塔盘柴油抽出中段流量252t/h，将柴油汽提塔13底柴油由离心泵抽出，经换热器14和空冷器15回收热量换热降温，再经聚结器和盐干燥罐聚结脱水后获得工业白油，所生产工业白油馏程范围245℃-355℃，40℃运动粘度4.345mm2/s，开口闪点126℃、倾点-3℃，所述工业白油产量为98.5t/h，同时航煤产量增加值118.5t/h。本申请方案能够根据市场需求装置生产0#国ⅵ柴油，只需切换现有工艺即可，具体过程：在关闭催化柴油管线、焦化柴油管线，开启常减压蜡油管线时，实现0#国ⅵ柴油生产；在催化柴油管线、焦化柴油管线、常减压蜡油管线同时开启时，生产工业白油(ⅰ)5号，生产方案在线切换，增加装置产品灵活性。催化柴油、焦化柴油及混合原料性质如表1所示表1催化柴油、焦化柴油及混合原料性质现有工艺与本实用新型工艺操作参数对比，如表2所示：表2现有工艺与本实用新型工艺操作参数对比项目现有工艺本实用新型工艺新鲜进料量，t/h476478催焦柴掺炼量，t/h060r1001平均温度，℃364.9363.5r1002平均温度，℃349.2349.2反应压力，mpa13.813.8航煤抽出温度，℃206.1209.0柴油抽出温度，℃268.3273.8柴油中段回流量，t/h245.4252.0柴油汽提塔底温度，℃247.4248.4柴油汽提塔顶气相温度，℃262.9267.9柴油汽提塔底汽提蒸汽量，t/h2.02.7航煤产量，t/h89.9118.5柴油产量，t/h108.998.5本实用新型生产工业白油馏程范围245℃-355℃，40℃运动粘度4.345mm2/s，开口闪点126℃、倾点-3℃，品质优，具体如表3所示：表35#工业白油、现有工艺0#国ⅵ柴油及本实用新型工艺工业白油质量指标对比分析最后，需要注意的是，本实用新型不限于以上实施例，还可以有很多变形。本领域的普通技术人员能从本实用新型公开的内容中直接导出或联想到的所有变形，均应认为是本实用新型的保护范围。当前第1页12