CN100519699C - 一种辅助分馏塔及其催化汽油降烯烃改质方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种辅助分馏塔及其催化汽油降烯烃改质方法，该塔体内安装有16块塔板，将整个塔体内部分割成17层，第17层安装有人字型挡板，并设置有反应油气进料口、搅拌蒸汽进料口、油浆进料口、油浆出料口，第16块塔板设置有中段和柴油抽出口，第13块塔板设置有中段返回进料口，第4块塔板设置有顶循抽出口，第1块塔板设置有塔顶回流进料口、顶循返塔进料口，塔体顶部通过换热器连接有分液罐。该塔结构简化，实现的催化汽油降烯烃改质方法建立了新的利用分馏系统热量逐级加热粗汽油的换热流程，实现了系统的用能优化，减少了焦炭和干气的产率，提高了汽油改质过程的能量品质和热利用效率提高，降低了辅助分馏系统的装置能耗。

Description

一种辅助分馏塔及其催化汽油降烯烃改质方法

技术领域

本发明涉及炼油工业中重油催化裂化技术领域，具体是指一种辅助分馏塔及其催化汽油降烯烃改质方法。

背景技术

在我国炼油工业二次加工工艺中，催化裂化工艺占有极其重要的位置，国内市场中汽油和柴油的绝大部分都来自于催化裂化；同时它又是炼油能耗大户，其加工能耗几乎占炼油装置总能耗的1/3。为了适应原油不断变重、油品质量指标日趋严格以及多产柴油、丙烯和液态烃的要求，近年来，催化裂化新技术的研究和应用十分活跃。“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”就是一例。该技术以降低催化汽油的烯烃含量、提升汽油质量为目标，在现有催化裂化工艺的基础上，增设了独立的粗汽油回炼辅助提升管反应系统和改质汽油辅助分馏系统，让降烯烃与催化裂化主反应两个不同的反应过程在不同的反应区内进行，并将改质后的汽油在独立的分馏塔中分离。该技术在中国石油天然气股份有限公司的五套催化裂化装置上成功的实现了工业化应用，取得了催化汽油烯烃含量降低到20～35％、辛烷值基本维持不变或只有较小降低的良好效果。由于增设了粗汽油回炼辅助反应和辅助分离系统，装置能耗较原工艺有明显增加。现有应用装置的运行结果表明：装置单位加工能耗平均增加10～15KgEO/吨新料。因此，降低能耗是决定“催化汽油辅助反应器改质降烯烃技术”进一步应用和发展的关键，也是目前已经应用装置急待解决的问题。

从现有工艺流程分析，40℃的低温液相粗汽油直接进入辅助提升管反应器床层是不合理的。因为液相粗汽油40℃进料以及高达650℃的油剂接触温差，必然导致粗汽油在催化剂表面的不均匀分布和延长油剂接触时间，加剧缩合和裂解反应，生成焦炭和干气，从而提高装置能耗和降低汽油收率。与此同时，形成极大的粗汽油和高温再生催化剂混合损，严重降低反再系统能量的利用品质。所以，提高粗汽油进入辅助提升管的温度，实现全汽相进料；同时通过外取热手段降低再生剂温度，以降低油剂接触温差，从而改善反应产品分布，是降低焦碳和干气生成量的关键，是降低现有技术的能耗的核心措施。综合分析，现有回流热的能量利用存在如下不合理之处：

1、循环油浆的热量被严重降级使用。1.0Mpa蒸汽的饱和温度只有180℃，按现有流程操作，蒸汽发生器的平均传热温差为150℃，造成极大的传热损。事实上，油浆回流的热量完全可以用于发生3.5Mpa的中压蒸汽(其饱和温度为243℃)。

2、中段回流的热量也被严重降级使用。现有工艺中，除氧水的进口温度为93℃，出口温度为126℃；而中段回流换热器的进口温度是250℃，出口温度是170℃，其平均传热温差达到100℃，远远高于20℃左右的国内设计先进水平。从温位梯级匹配的观点来看，应该安排更为合适的中段回流换热流程。

3、部分合适温位的顶循热量没有利用，不但造成热量损失，同时加大了系统的冷却负荷。现有工艺中，为了保证顶循的返塔温度，用空冷做调节手段，将与除氧水一次换热后的95℃的顶循直接冷却到80℃返塔，大约100×104Kcal/h的热量被浪费。

发明内容

本发明的目的就是为了解决上述现有技术中存在的不足之处，提供一种辅助分馏塔及其催化汽油降烯烃改质方法。该辅助分馏塔及其实现的催化汽油降烯烃改质方法是对催化汽油改质过程能量利用的优化改进，将辅助分馏塔的热量预热粗汽油，实现完全汽相进入辅助提升管反应器，降低油剂接触温差，从而改善反应产品分布，降低焦碳和干气生成量，进而降低整个辅助系统的能耗。

本发明的目的通过如下技术方案实现：所述一种辅助分馏塔，包括塔体，所述塔体内从上至下水平方向安装有塔板，所述塔板共有16块，将整个塔体内部分割成17层，所述第17层为洗涤段，该段垂直方向安装有人字型挡板，所述人字型挡板的下部塔体分别设置有反应油气进料口、搅拌蒸汽进料口，所述人字型挡板的上部塔体设置有油浆进料口，所述塔体底部设置有油浆出料口，所述第16块塔板的塔盘上设置有中段和柴油抽出口，所述第13块塔板设置有中段返回进料口，所述中段和柴油抽出口通过中段循环泵、中段换热器与中段返回进料口相连通，所述第4块塔板的塔盘上设置有顶循抽出口，所述第1块塔板分别设置有塔顶回流进料口、顶循返塔进料口，所述顶循抽出口通过顶循抽出泵、顶循换热器与顶循返塔进料口相连通，所述塔体顶部设置有油气出口，所述油气出口通过换热器连接有分液罐，所述分液罐底部分别设置有排水口、粗汽油抽出口，顶部设置有富气出料口。

为了更好地实现本发明，所述人字型挡板的上部塔体设置的油浆进料口外接主分馏塔；所述塔体底部的油浆出料口通过油浆抽出泵和油浆换热器与主分馏塔相连通；所述中段循环泵、中段换热器之间通过中段柴油抽出泵外接主分馏塔的回炼油返回口；所述粗汽油抽出口、富气出料口分别外接吸收稳定系统；所述分液罐通过泵还与塔顶回流进料口相连通。

采用本发明所述辅助分馏塔实现的催化汽油降烯烃改质方法，包括如下步骤和工艺条件：

第一步来自辅助反应系统的高温反应油气通过反应油气进料口进入辅助分馏塔的底部，即第17层洗涤段的人字型挡板下方，1.0MPa的过热蒸汽同样通过搅拌蒸汽进料口进入辅助分馏塔的底部，来自主分馏塔的油浆通过油浆进料口进入辅助分馏塔中第17层洗涤段的人字型挡板的上部，经过洗涤反应油气夹带的催化剂粉尘，与高温反应油气换热后，从塔底的油浆出料口抽出，所述高温反应油气的进料温度为400～450℃，进料压力为0.20～0.23MPa；

第二步高温反应油气通过塔体顶部的油气出口输出，分成两路，一路与粗汽油换热，另一路与凝结水或除氧水换热后，利用循环水、凝结水或除盐水继续使反应油气温度降到30～40℃，进入分液罐，30～40℃的改质粗汽油从分液罐的底部抽出，一部分直接去吸收稳定系统，另一部分直接作为塔顶冷回流返回塔体第1块塔板的塔顶回流进料口，30～40℃的富气从分液罐的顶部抽出也直接去吸收稳定系统，塔体顶部的油气输出压力为0.16～0.22MPa；

第三步顶循用泵从第4块塔板的顶循抽出口抽出，经过与塔顶油气换热后的粗汽油换热后，再用凝结水或除盐水使顶循继续冷却到80～100℃，返回第1块塔板的顶循返塔进料口，控制顶循的返回温度为80～100℃，以保证整个塔的热平衡；

第四步柴油与中段回流一起用中段循环泵从第16块塔板的中段和柴油抽出口抽出，柴油通过中段柴油抽出泵直接去主分馏塔回炼油返回口，而中段回流与经顶循预热后的粗汽油换热降温，辅以二次凝结水或除盐水作为中段回流返塔温度的调节手段，使温度降到170～190℃后，返回第13块塔板的中段返回进料口，控制中段回流的返塔温度为170～190℃，以保证整个塔的热平衡；

第五步与中段回流换热出来的粗汽油继续跟塔底出来的油浆换热，以最大限度的利用系统高温位热源的热量，充分提高预热温度，使粗汽油升温到泡点以上，实现完全汽相进入辅助提升管，循环油浆继续用来发生1.0MPa的低压蒸汽，使其降温到与进入辅助分馏塔相同的温度时返回主分馏塔，经与油浆换热后的粗汽油的汽化率α为1。

本发明的设计原理分析如下：

1、本发明提出了催化汽油改质过程的能量优化利用的方法。即提高粗汽油进辅助提升管的温度至全汽相进料，降低油剂接触温差，从而改善反应产品分布，降低焦碳的生成量，来达到降低催化汽油改质过程的能耗的目的。

2、本发明提出了新的辅助分馏塔分离流程，即取消现有分馏塔柴油以下至油浆的分离段，并将柴油返回主分馏系统回炼。保留柴油抽出以上的塔板与原辅助分馏系统一致，简化辅助分馏塔的结构和操作。

3、在优化新的辅助分馏塔系统能量分布的基础上，本发明建立了以粗汽油为主要热阱的换热流程，提高粗汽油的换热终温。利用优化的新辅助分馏系统的热量将粗汽油从40℃的液相预热到200～250℃，实现全汽相进料，以此降低粗汽油与再生催化剂在辅助提升管的油剂接触温差并改善均匀性，抑制焦炭生成；同时替换出再生催化剂的高温热量通过内、外取热器等手段发生中压蒸汽，从而实现辅助分馏系统能量的升级利用，降低辅助系统能耗。

4、改进的辅助分馏塔设16块塔板。塔顶采用零冷回流操作，旨在降低塔顶油气压降。顶循环回流从第4块塔板抽出，换热后返回塔顶第1块塔板。柴油及中段回流一起于第16块塔板抽出，柴油直接去主分馏塔回炼油返回口，中段回流经过换热冷却后返回第13块塔板。洗涤油用来自主分馏塔经过换热后的大约275℃的循环油浆，通过设在塔下部的多层人字挡板，除去反应油气中随带的催化剂残存物，从塔底抽出，然后换热降温到275℃返回，以保证主分馏塔热平衡。因现有工艺装置的油浆循环量很少，取热量不能达到发生蒸汽的要求。本发明中辅助分馏塔的设计不采用自身塔釜油浆做循环油浆，而以主分馏塔的换热后的循环油浆作为洗涤介质。以来自主分馏塔的275℃循环油浆量能够完全洗涤掉改质油浆为佳，粗汽油预热至全汽相进料即可。

本发明与现有技术相比，具有如下优点和有益效果：

1、本发明简化了现有辅助分馏塔的结构和操作，优化了系统的能量分布。

2、本发明建立了新的利用分馏系统热量逐级加热粗汽油的换热流程，实现了系统的用能优化。

3、本发明提高粗汽油进提升管反应器的温度，降低系统的焦炭和干气产率。由于本发明提高了粗汽油进料温度，降低油剂接触温差，降低了辅助提升管反应器的过程

损。同时由于降低了提升管内油剂接触温差，对于改善粗汽油在催化剂表面的分布、降低停留时间、减轻聚合和裂解深度，从而减少了焦炭和干气的产率。

4、本发明提高粗汽油进提升管反应器的温度，实现了反再系统多产蒸汽，提高了汽油改质过程的能量品质。通过利用改质汽油分离系统的热量加热粗汽油，将粗汽油从40℃加热到200～250℃，实际上是将等量辅助分馏系统的较低品质的热量转换成了反再系统等量的高品质的热量，因此可发生中压蒸汽，实现了整个催化裂化装置的能量升级利用，提高了汽油改质过程的能量品质。

5、本发明提高了辅助分馏塔能量的利用效率，降低了装置能耗。通过利用辅助分离系统的热量加热粗汽油，并优化其换热网络设计，改善了改质汽油分离系统的能量利用水平。相比现有工艺辅助分馏系统的有效热利用效率提高，降低了辅助分馏系统的装置能耗。

6、本发明设计的新辅助分馏塔相比现有工艺的分馏塔，不但简化了塔的结构，更与现有运行装置的实际操作相吻合。同时，优化的取热分布也将为利用其热量预热粗汽油奠定基础。

附图说明

图1是现有催化汽油辅助反应器改质降烯烃流程示意图；

图2是现有辅助分馏塔的结构示意图；

图3是现有分馏系统的换热流程图；

图4是本发明辅助分馏塔的结构示意图；

图5是本发明利用新辅助分馏塔的热量预热粗汽油，实现全汽相进料的换热网络流程图。

具体实施方式

下面结合附图和实施例，对本发明做进一步地详细说明，但本发明的实施方式并不限于此。

如图1所示，现有粗汽油的流程是：重油在重油提升管反应器中与再生催化剂反应，生成的反应油气进入主分馏塔，分别在底部分离输出油浆，中部分离输出柴油。来自催化主分馏塔塔顶分液罐的40℃的液相粗汽油在泵功的作用下，不经预热直接进入辅助提升管反应器与来自再生器大约670～690℃的再生催化剂在预提升段接触，沿管自下而上发生降烯烃等反应，并在专门设置的沉降段将反应油气和待生催化剂分离，分离后的待生剂去再生器再生回用，反应油气则进专门设置的改质汽油分离塔(即辅助分馏塔)分离。改质后的约430℃的反应油气进入辅助分馏塔，塔顶油气经塔顶冷凝器冷却至40℃，经分液罐后分离出的改质粗汽油和富气，分别从分液罐底部和顶部抽出去吸收稳定系统，柴油从塔的中部抽出。塔底出来的油浆通过发生1.0Mpa的低压蒸汽降温后循环，为了保证抽出产品的质量以及回收分馏系统的热量，还设了顶循环回流和中段回流，取出的热量用来发生热水。

如图2所示，现有辅助分馏塔包括塔体1，塔体1内从上至下水平方向安装有24块塔板，将整个塔体1内部分割成25层，第25层为洗涤段，该段垂直方向安装有人字型挡板12，人字型挡板12的下部塔体分别设置有反应油气进料口9、搅拌蒸汽进料口10，人字型挡板12的上部塔体设置有油浆进料口11(塔底油浆循环)，塔体1底部设置有油浆出料口34，通过油浆抽出泵31和蒸汽发生器28与主分馏塔相连通，第20块塔板1-20的塔盘上设置有中段抽出口4，第16块塔板1-16设置有中段返回进料口5，中段抽出口4通过中段循环泵30、两个串联的中段换热器17、18和空冷42与中段返回进料口5相连通，同时，在第16块塔板1-16的塔盘上设置有柴油抽出口6，通过柴油抽出泵32，抽出的柴油一部分抽出装置，另一部分返回第14块塔板1-14的返回进料口7作为回流。第5块塔板1-5的塔盘上设置有顶循抽出口3，第1块塔板1-1分别设置有塔顶回流进料口8、顶循返塔进料口2，顶循抽出口3通过顶循抽出泵29、两台串联的顶循换热器13、14和空冷41与顶循返塔进料口2相连通，塔体1顶部设置有油气出口35，油气出口35通过两串两并的四台换热器19、20、21、22和三个并联的换热器23、24、25连接有分液罐27，分液罐27的顶部设有油气进料口36、富气出料口37，富气出料口37外接吸收稳定系统，分液罐27的底部分别设置有排水口38、改质粗汽油抽出口39，从改质粗汽油抽出口39出来的改质粗汽油经过泵33的作用，一部分作为塔顶冷回流与塔顶回流进料口8相连通，另一部分作为产品出装置，进入后置的吸收稳定系统。

由于粗汽油回炼完成降烯烃改质过程，改质产物，即改质反应油气组分较轻，实际现有运行的辅助分馏塔的轻柴油采出量很少，同时塔底循环油浆采出热量很少，油浆蒸汽发生器基本不发汽。由于柴油馏分少可以返回主分馏系统回炼，辅助分离系统可以不严格要求柴油的质量，故柴油抽出板至循环油浆返塔之间的分馏段作用不大。

如图3所示，现有换热流程为：来自辅助反应系统的高温反应油气(79.796t/h、430℃、0.215MPaA)进入辅助分馏塔的底部，即第25层洗涤段的人字型挡板12下方的反应油气进料口9进入塔内，0.5t/h的1.0MPa的过热蒸汽同样也从第25层洗涤段的人字型挡板12的下方的搅拌蒸汽进料口10进入塔内，从主分馏塔来的50t/h、275℃的油浆从第25层洗涤段的人字挡板12的上方的油浆进料口11进入塔内，经过洗涤反应油气夹带的催化剂粉尘，与高温的反应油气换热后，通过油浆抽出泵31和蒸汽发生器28后，从塔底抽出。

从塔顶出来的130℃、0.185MPaA、74.5t/h的塔顶油气，分成两路，分别通过两串两并的四台换热器19、20、21、22(总热负荷为576×10⁴kcal/hr)与40℃、120t/h的凝结水换热后，塔顶油气的温度降为60℃，塔顶油气继续经过三台并联的换热器23、24、25(总热负荷为374×10⁴kcal/hr)与28℃、584t/h的循环水继续使塔顶油气降到40℃，进入分液罐的进料口36，循环水的温度升为34.4℃。40℃的改质粗汽油从分液罐的出料口39用泵33抽出后，一部分去吸收稳定系统，另一部分进入第1块塔板1-1的回流进料口8作为塔顶的冷回流。40℃的富气从分液罐的顶部抽出口37抽出也去吸收稳定系统。

133.5t/h、149℃的顶循用顶循环泵29从第5块塔板1-5的顶循抽出口3抽出，经过两台串联的换热器13、14(总热负荷为343×10⁴kcal/hr)与(190t/h、75℃)换热后，顶循的温度为95℃，顶循的温度为95℃，再用空冷11调节使顶循继续冷却到80℃，返回第1块板1-1的顶循返塔进料口2。

250℃、13t/h的中段回流用中段循环泵30从第20块塔板1-20的顶循抽出口4抽出，经两台串联的换热器17、18(总热负荷为622×10⁴kcal/hr)与从顶循换热器13、14出来的除氧水换热后，温度降到170℃后，中段继续用空冷12调节使达到170℃后，返回第16块塔板1-16的中段返回进料口5。

用塔底泵31从塔底出料口34出来的油浆(340℃、138.361t/h)经蒸汽发生器28(热负荷为459×10⁴kcal/hr)发生1.0MPa的蒸汽降温到275℃返塔。

实施例一

如图4所示，本发明所述一种辅助分馏塔包括塔体1，所述塔体1内从上至下水平方向安装有16块塔板，将整个塔体1内部分割成17层，第17层为洗涤段，该段垂直方向安装有人字型挡板12，人字型挡板12的下部塔体分别设置有反应油气进料口9、搅拌蒸汽进料口10，人字型挡板12的上部塔体设置有油浆进料口11(外接主分馏塔)，塔体1底部设置有油浆出料口34，通过油浆抽出泵31和油浆换热器48与主分馏塔相连通，第16块塔板1-16的塔盘上设置有中段和柴油抽出口4，第13块塔板1-13设置有中段返回进料口5，中段和柴油抽出口4通过中段循环泵30、三个串联的中段换热器15、17、18与中段返回进料口5相连通，中段循环泵30、中段换热器17之间通过中段柴油抽出泵外接主分馏塔的回炼油返回口，第4块塔板1-4的塔盘上设置有顶循抽出口3，第1块塔板1-1分别设置有塔顶回流进料口8、顶循返塔进料口2，顶循抽出口3通过顶循抽出泵29、四个串联的顶循换热器16、12、13、14与顶循返塔进料口2相连通，塔体1顶部设置有油气出口35，油气出口通过两串两并的四台换热器19、20、21、22和三个并联的换热器23、24、25连接有分液罐27，分液罐27底部分别设置有排水口38、改质粗汽油抽出口39，顶部设置有富气出料口37，改质粗汽油抽出口39、富气出料口37分别外接吸收稳定系统，分液罐27还通过泵33与塔顶回流进料口8相连通。

如图5所示，本实施例利用新辅助分馏塔的热量预热粗汽油，实现全汽相进料的换热网络。

第一步来自辅助反应系统的高温反应油气(79.796t/h、430℃、0.215MPaA)进入辅助分馏塔的底部，即第17层洗涤段的人字型挡板12下方的反应油气进料口9进入塔内，0.5t/h的1.0MPa的过热蒸汽同样也从第17层洗涤段的人字型挡板12的下方的搅拌蒸汽进料口10进入塔内，从主分馏塔来的50t/h、275℃的油浆从第17层洗涤段的人字挡板12的上方的油浆进料口11进入塔内，经过洗涤反应油气夹带的催化剂粉尘，与高温的反应油气换热后，通过油浆抽出泵31和油浆换热器48后，从塔底抽出。操作参数：进料温度430℃，进料压力0.215MPa。

第二步从塔顶出料口35出来的130℃、0.185MPaA、74.3t/h的塔顶油气，分成两路，一路流量为49.54t/h，另一路为24.77t/h，49.54t/h的塔顶油气通过两台串联的换热器19、20(总热负荷为511.4×10⁴kcal/hr)与40℃、140t/h的凝结水换热后，塔顶油气的温度降为57.3℃、凝结水从40℃升到76.6℃；24.77t/h的塔顶油气经过两台串联的换热器21、22(总热负荷为242.6×10⁴kcal/hr)与来自催化主分馏塔塔顶分液罐的40℃、75t/h的液相粗汽油换热后，温度降为66.9℃，粗汽油的温度升为98℃。塔顶油气继续经过三台并联的换热器23、24、25(总热负荷为194.3×10⁴kcal/hr)与28℃、350t/h的循环水继续使塔顶油气降到40℃，进入分液罐，循环水的温度升为33.5℃。40℃的改质粗汽油则从分液罐的底部由泵33抽出，一部分进塔顶回流进料口8作为塔顶冷回流，另一部分抽出直接去吸收稳定系统，40℃的富气从分液罐的顶部出了口37抽出也直接去吸收稳定系统。操作参数：进分液罐的温度为40℃。

第三步135.1t/h、152.5℃的顶循用顶循环泵29从第4块塔板1-4的顶循抽出口3抽出，经过两台串联的换热器13、14(总热负荷为201.2×10⁴kcal/hr)与经过与塔顶油气换热后的98℃的粗汽油换热后，顶循的温度为128.2℃，粗汽油的温度为142℃，再用两台串联的换热器11、12(总热负荷为297.7×10⁴kcal/hr)继续跟与从换热器20、19出来的凝结水换热，使顶循继续冷却到90.2℃，返回第1块板1-1的顶循返塔进料口2。操作参数：控制顶循的返回温度90℃，以保证整个塔的热平衡。

第四步239.6℃、4.125t/h柴油和239.6℃、214.7t/h的中段回流一起用中段循环泵30从人字档塔板12上方的中段和柴油抽出口4抽出，柴油直接去主分馏塔回炼油返回口，而中段回流经两台串联的换热器17、18(总热负荷为643.9×10⁴kcal/hr)与从顶循换热器13、14出来的粗汽油换热后，温度降到190.5℃后，粗汽油为206℃、8.713kgf/cm²、汽化率α为0.7614。中段继续经过换热器15与从顶循换热器12、11出来的凝结水换热，使中段的温度达到180℃后，返回第13块塔板1-13的中段返回进料口5。操作参数：控制中段的返回温度180℃，以保证整个塔的热平衡。

第五步从换热器17、18出来的粗汽油继续经油浆换热器48(热负荷为175×10⁴kcal/hr)跟用油浆抽出泵31从塔底出料口34抽出的328.3℃、51.87t/h油浆换热后，换热后的粗汽油为223.3℃，汽化率α为1、压力为6.831kgf/cm²，油浆的温度为275℃，返回主分馏塔。粗汽油实现完全汽相进入辅助提升管反应器。操作参数：经与油浆换热后的粗汽油的最终汽化率α为1。

换热流程的设计中，为了与实际情况相符，本发明在每两组粗汽油换热器之间均假设了粗汽油管件及管路的压降为0.3kgf/cm²。粗汽油在整个加热过程中共吸收了来自辅助分馏系统的热量1271×10⁴kcal/h。

新的辅助分馏塔全塔总取热量为2395×10⁴kcal/h。其中，中段回流和油浆回流取热950×10⁴kcal/h，占全塔取热的39.6％。顶循取热500×10⁴kcal/h，其抽出温度153℃、返回温度90℃，温位较高，利于能量回收。新分馏方案条件下的辅助分馏塔热分布见表1。

表1

本实施例提出了新的辅助分馏塔流程，并设计了以优化的辅助分馏塔热量预热粗汽油的换热新流程，该流程可将粗汽油从40℃预热至223℃。节能效果如下：

1、提高粗汽油进提升管反应器的温度，实现了反再系统多产蒸汽。

本实施例通过加热粗汽油，合计利用改质汽油分离系统的热量1271×10⁴kcal/h，将粗汽油从40℃预热到了223℃，实现了粗汽油完全汽相状态进入辅助提升管反应器。由于粗汽油进料温度提高，多带入了热量，在保持辅助反应系统反应温度不变的条件下，辅助提升管系统需要再生催化剂的热量则相应减少，减少量相当于粗汽油带入热量1271×10⁴kcal/h。可利用反再系统内外取热器等设备多发生中压蒸汽约24t/h。

2、提高粗汽油温度，降低系统的焦炭和干气产率0.5％。

3、提高了辅助分馏塔能量的利用效率，降低了装置能耗。

本发明提出的新辅助分馏塔流程，并设计了以优化的辅助分馏塔热量预热粗汽油的换热新流程，改善了改质汽油分离系统的能量利用水平。相比现有工艺有效热利用辅助分馏系统热量2000×10⁴kcal/h，本发明有效热利用的热量为2395×10⁴kcal/h，多利用395×10⁴kcal/h。按辅助系统粗汽油回炼量75t/h计，辅助系统可降低能耗5.23个单位。现有工艺中粗汽油雾化蒸汽量为1％，采用全汽相进料后将节省低压雾化蒸汽量750Kg/h，对应节省辅助系统能耗0.76个单位。合计两项措施，累计下降辅助系统能耗6个单位。

辅助系统焦炭的产率下降了0.5个百分点。按降低焦炭产率0.25％计算，焦炭减少量为187.5kg/h；以催化焦炭能耗标准0.95KgEO/Kg计，节约标准燃料油为178kg/h；同时考虑现有工艺条件下，焦炭化学能的回收率为50％，实际节约标准燃料油为89kg/h，焦炭的减少可使辅助系统能耗下降1.2kgEO/吨原料。合计辅助系统能耗可下降7.2KgEO/吨原料。

按加工量150万吨/年(178.6t/h)催化裂化装置计算，整个催化裂化系统可降低能耗3个单位。

4、提高了汽油改质过程的能量品质。

本实施例利用1271×10⁴kcal/h的热量将粗汽油从40℃加热到223℃，实际上是将等量辅助分馏系统的较低品质的热量转换成了反再系统等量的高品质的热量，因此可多发生24t/h的中压蒸汽，蒸汽等级从1.0MPa蒸汽改为3.5MPa，实现了整个催化裂化装置的能量升级利用。

实施例二

第一步中的高温反应油气的进料温度为400℃，进料压力为0.20MPa；第二步中的反应油气温度降到30℃后进入分液罐，30℃的改质粗汽油从分液罐的底部抽出一部分直接去吸收稳定系统，30℃的富气从分液罐的顶部抽出也直接去吸收稳定系统，塔体顶部的油气输出压力为0.16MPa；第三步中控制顶循的返回温度为80℃，以保证整个塔的热平衡；第四步中控制中段回流的返塔温度为170℃，以保证整个塔的热平衡；其余条件同实施例一。

实施例三

第一步中的高温反应油气的进料温度为450℃，进料压力为0.23MPa；第二步中的反应油气温度降到35℃后进入分液罐，35℃的改质粗汽油从分液罐的底部抽出一部分直接去吸收稳定系统，35℃的富气从分液罐的顶部抽出也直接去吸收稳定系统，塔体顶部的油气输出压力为0.22MPa；第三步中控制顶循的返回温度为100℃，以保证整个塔的热平衡；第四步控制中段回流的返塔温度为190℃，以保证整个塔的热平衡；其余条件同实施例一。

如上所述，即可较好地实现本发明。

Claims (7)

1、一种辅助分馏塔，包括塔体，所述塔体内从上至下水平方向安装有塔板，其特征是，所述塔板共有16块，将整个塔体内部分割成17层，所述第17层为洗涤段，该段垂直方向安装有人字型挡板，所述人字型挡板的下部塔体分别设置有反应油气进料口、搅拌蒸汽进料口，所述人字型挡板的上部塔体设置有油浆进料口，所述塔体底部设置有油浆出料口，所述第16块塔板的塔盘上设置有中段和柴油抽出口，所述第13块塔板设置有中段返回进料口，所述中段和柴油抽出口通过中段循环泵、中段换热器与中段返回进料口相连通，所述第4块塔板的塔盘上设置有顶循抽出口，所述第1块塔板分别设置有塔顶回流进料口、顶循返塔进料口，所述顶循抽出口通过顶循抽出泵、顶循换热器与顶循返塔进料口相连通，所述塔体顶部设置有油气出口，所述油气出口通过换热器连接有分液罐，所述分液罐底部分别设置有排水口、粗汽油抽出口，顶部设置有富气出料口。

2、根据权利要求1所述的一种辅助分馏塔，其特征是，所述人字型挡板的上部塔体设置的油浆进料口外接主分馏塔。

3、根据权利要求1所述的一种辅助分馏塔，其特征是，所述塔体底部的油浆出料口通过油浆抽出泵和油浆换热器与主分馏塔相连通。

4、根据权利要求1所述的一种辅助分馏塔，其特征是，所述中段循环泵、中段换热器之间通过中段柴油抽出泵外接主分馏塔的回炼油返回口。

5、根据权利要求1所述的一种辅助分馏塔，其特征是，所述粗汽油抽出口、富气出料口分别外接吸收稳定系统。

6、根据权利要求1所述的一种辅助分馏塔，其特征是，所述分液罐通过泵还与塔顶回流进料口相连通。

7、采用权利要求1所述的一种辅助分馏塔实现的催化汽油降烯烃改质方法，其特征是，包括如下步骤和工艺条件：

第一步来自辅助反应系统的高温反应油气通过反应油气进料口进入辅助分馏塔的底部，即第17层洗涤段的人字型挡板下方，1.0MPa的过热蒸汽同样通过搅拌蒸汽进料口进入辅助分馏塔的底部，来自主分馏塔的油浆通过油浆进料口进入辅助分馏塔中第17层洗涤段的人字型挡板的上部，经过洗涤反应油气夹带的催化剂粉尘，与高温反应油气换热后，从塔底的油浆出料口抽出，所述高温反应油气的进料温度为400～450℃，进料压力为0.20～0.23MPa；

第二步高温反应油气通过塔体顶部的油气出口输出，分成两路，一路与粗汽油换热，另一路与凝结水或除氧水换热后，利用循环水、凝结水或除盐水继续使反应油气温度降到30～40℃，进入分液罐，30～40℃的改质粗汽油从分液罐的底部抽出，一部分直接去吸收稳定系统，另一部分直接作为塔顶冷回流返回塔体第1块塔板的塔顶回流进料口，30～40℃的富气从分液罐的顶部抽出也直接去吸收稳定系统，塔体顶部的油气输出压力为0.16～0.22MPa；

第三步顶循用泵从第4块塔板的顶循抽出口抽出，经过与塔顶油气换热后的粗汽油换热后，再用凝结水或除盐水使顶循继续冷却到80～100℃，返回第1块塔板的顶循返塔进料口，控制顶循的返回温度为80～100℃，以保证整个塔的热平衡；

第四步柴油与中段回流一起用中段循环泵从第16块塔板的中段和柴油抽出口抽出，柴油通过中段柴油抽出泵直接去主分馏塔回炼油返回口，而中段回流与经顶循预热后的粗汽油换热降温，辅以二次凝结水或除盐水作为中段回流返塔温度的调节手段，使温度降到170～190℃后，返回第13块塔板的中段返回进料口，控制中段回流的返塔温度为170～190℃，以保证整个塔的热平衡；

第五步与中段回流换热出来的粗汽油继续跟塔底出来的油浆换热，以最大限度的利用系统高温位热源的热量，充分提高预热温度，使粗汽油升温到泡点以上，实现完全汽相进入辅助提升管，循环油浆继续用来发生1.0MPa的低压蒸汽，使其降温到与进入辅助分馏塔相同的温度时返回主分馏塔，经与油浆换热后的粗汽油的汽化率α为1。

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