CN105087065A - 一种裂解汽油中心馏分加氢装置及方法 - Google Patents
一种裂解汽油中心馏分加氢装置及方法 Download PDFInfo
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Abstract
本发明公开了一种裂解汽油中心馏分加氢装置及方法。装置包括:二段加氢反应器系统中，在冷物料进入进出料换热器之前设置二段进料预热器；二段加氢热分离罐罐顶设置二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐；稳定塔塔釜连接加氢汽油产品泵后连接脱碳九塔中间再沸器热介质入口，脱碳九塔中间再沸器热介质出口连接二段进料预热器热介质进口，二段进料预热器的热介质出口连接脱碳五塔进料预热器的热介质入口，脱碳五塔进料预热器的热介质出口连接加氢汽油产品泵后连接加氢汽油产品储罐。本发明的装置及方法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。
Description
技术领域
本发明涉及裂解汽油加氢领域，更进一步说，涉及一种裂解汽油中心馏分加氢装置及方法。
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。
目前，工业上裂解汽油加氢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，如单烯烃、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。
所谓裂解汽油中心馏分加氢，其设备系统一般由三塔两反系统组成，依次为脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、一段加氢反应系统、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脱碳五塔分离出C5及C5以下的馏分，再经过脱碳九塔脱除C9及C9以上馏分，脱除C5和C9馏分后的C6-C8馏分经过两段选择性加氢处理后得到加氢汽油，用于下游芳烃抽提装置的加工原料。裂解汽油经过该方法处理后的主要产品为加氢汽油，主要副产品是未加氢C5馏分和未加氢C9馏分。
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。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已经提高到50-70万吨/年，其循环冷却水和中压蒸汽的能耗量分别可以达到4000-6000吨/小时和35-45吨/小时。按照年操作时间8000小时计，循环冷却水和中压蒸汽的年消耗量将达到3200-4800万吨和28-36万吨。
裂解汽油中心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。
CN102234540A中公开了裂解汽油中心馏分加氢工艺流程设计，其主要设计了裂解汽油加氢工艺流程的改进，通过增加脱碳九塔中间再沸器来实现节能降耗的目的【如图1所示】。该专利对流程进行了如下优化：(1)利用二段反应器出料加热脱碳五塔进料预热器，(2)利用稳定塔塔釜出料加热脱碳九塔中间再沸器。虽然以上两个举措可在一定程度上实现减少加热蒸汽和冷却介质消耗量的目的，但由于其不符合夹点理论的换热思想，并未将热量按温位进行合理匹配，如将高温位的二段反应器出料用于加热对热量需求很低的粗裂解汽油，这是一种非常不合理的做法，故该专利公开的流程绝非是最优的换热方案。
发明内容
为解决现有技术中出现的问题，本发明提供了一种裂解汽油中心馏分加氢装置及方法。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。
本发明的目的之一是提供一种裂解汽油中心馏分加氢装置。
包括:
脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、一段加氢反应器系统、二段加氢反应器系统和稳定塔系统，
所述的二段加氢反应器系统中，在冷物料进入进出料换热器之前设置二段进料预热器；二段加氢热分离罐罐顶设置二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐；
稳定塔塔釜连接加氢汽油产品泵后连接脱碳九塔中间再沸器热介质入口，脱碳九塔中间再沸器热介质出口连接二段进料预热器热介质进口，二段进料预热器的热介质出口连接脱碳五塔进料预热器的热介质入口，脱碳五塔进料预热器的热介质出口连接加氢汽油产品泵后连接加氢汽油产品储罐；
一段加氢循环/二段加氢进料泵出口经管线分别连接一段循环冷却器热介质入口和二段进料预热器冷介质进口，二段进料预热器冷介质出口连接二段进出料换热器冷介质入口；
二段加氢热分离罐顶部连接二段加氢后冷器后连接二段加氢冷分离罐；二段加氢冷分离罐底部连接二段加氢热分离罐；二段加氢热分离罐底部连接稳定塔。
脱碳九塔中部进料口下第2～15块塔板中任意一块板作为脱碳九塔中间再沸器的液相进料口的采出板；脱碳九塔中间再沸器的气相出口连接采出板下的第二块塔板。
本申请是针对现有技术中的裂解汽油中心馏分加氢工艺流程的改进，现有技术的中心馏分加氢工艺流程图如图1所示，即专利CN102234540A中所公开的内容，是申请人之前的发明专利。
本申请的裂解汽油中心馏分加氢装置具体包括:
a)脱碳五塔C-710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、进料缓冲罐D-700、脱碳五塔进料泵P-700；脱碳五塔进料泵P-700出口经管线连接至脱碳五塔进料预热器E-700冷介质入口，脱碳五塔进料预热器E-700冷介质出口经管线连接至脱碳五塔C-710中部进料口；
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顶部回流口和碳五产品储罐TK-710进料口；
脱碳五塔C-710塔釜出料口经管线连接至脱碳九塔C-720中部进料口；
脱碳五塔C-710的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的塔釜再沸器返回口；
b)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连接至脱碳九塔回流泵P-720入口；脱碳九塔回流泵P-720出口经管线分别连接脱碳九塔C-720顶部回流口和一段进料缓冲罐D-750进料口；
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的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的塔釜再沸器返回口；
脱碳九塔C-720的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的中间再沸器返回口；
c)一段加氢反应器R-750系统
一段进料缓冲罐D-750底部出口经管线连接至一段加氢进料泵P-750入口；一段加氢进料泵P-750出口经管线连接至一段循环冷却器E-751热介质出口与一段加氢反应器R-750间的连接管线；
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底部出口经管线连接一段加氢热分离罐D-751；一段加氢热分离罐D-751罐顶气相出口经管线连接至一段热分离冷凝器E-752热介质入口，一段热分离冷凝器E-752热介质出口经管线连接至一段加氢冷分离罐D-752入口；一段加氢热分离罐D-751罐底液相出口经管线连接一段加氢循环/二段加氢进料泵P-751入口；一段加氢循环/二段加氢进料泵P-751出口经管线分别连接一段循环冷却器E-751热介质入口和二段进料预热器E-762冷介质进口；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上部；
一段加氢冷分离罐D-752顶部气相出口经管线连接至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；
d)二段加氢反应器R-760系统
二段进料预热器E-762冷介质出口经管线连接至二段进出料换热器E-760冷介质入口，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热介质出口经管线连接至二段加氢热分离罐D-760进口；
二段加氢热分离罐D-760顶部的气相出口经管线连接二段加氢后冷器E-763热介质入口；二段加氢后冷器E-763热介质出口经管线连接至二段加氢冷分离罐D-762；二段加氢冷分离罐D-762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出口经管线连接至一段加氢循环/二段进料泵P-751与二段进料预热器E-762间的连接管线；
二段加氢热分离罐D-760底部液相出口经管线连接至稳定塔(C-770)进口；
e)稳定塔系统
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二段进料预热器E-762热介质入口；二段进料预热器E-762热介质出口经管线连接至脱碳五塔进料预热器E-700热介质进口；脱碳五塔进料预热器E-700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。
本发明的目的之二是提供一种裂解汽油中心馏分加氢方法。
包括:
稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品先经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，再送至二段进料预热器对二段加氢反应器进料进行预热，然后送至脱碳五塔进料预热器对脱碳五塔进料进行预热，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；
二段进出料换热器热侧出口物流先经过二段加氢热分离罐进行气液分离，液相作为稳定塔进料，气相被二段加氢后冷器冷却之后再进入二段加氢冷分离罐进行气液分离，液相自流回二段加氢热分离罐，气相作为循环氢进入压缩机吸入罐。
其中，
所述的二段进料预热器冷介质入口温度为55～90℃，出口温度为95～110℃；热介质入口温度为115～130℃，出口温度为85～100℃。
所述脱碳九塔中间再沸器的液相进料采出温度为110～120℃，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10～20％。
所述二段加氢热分离罐进口温度为110～150℃，气液相出口温度为110～135℃。
所述脱碳五塔塔顶温度为45～60℃，塔釜温度为115～132℃，脱碳五塔进料在经脱碳五塔进料预热器预热后的温度为45～65℃；
所述稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃；
所述脱碳九塔的操作压力为负压，塔顶温度为55～75℃，塔釜温度为135～150℃。
本发明所述的工艺流程，同现有的裂解汽油中心馏分加氢流程相比，流程变化主要体现在以下几个方面：
1)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2～5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；脱碳九塔中间再沸器返回脱碳九塔物料的气化率为10～15wt％。
2)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10～20％。
3)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，该加热介质再送至二段进料预热器用于加热二段加氢反应器进料，之后经过脱碳五塔进料预热器用于加热脱碳五塔进料，最后经过加氢汽油冷却器冷却后送至加氢汽油储罐。
由于增加了脱碳九塔中间再沸器，稳定塔塔釜出料在经过脱碳九塔中间再沸器和二段进料预热器后，温度仍有85～95℃左右，仍能用作脱碳五塔进料预热器的加热介质。
由于增加了二段进料预热器，二段进出料换热器的冷介质的入口温度升高，二段进出料换热器的冷介质的出口温度也随之升高，因此加热炉可停用，节约了装置运行能耗。
由于二段加氢反应器出料仅经过二段进出料换热器换热，就进入二段加氢热分离罐进行气液分离，液相未经过冷却就直接进入稳定塔，因此稳定塔进料无需再预热。
通过上述几个方面的优化后，与现有裂解汽油中心馏分加氢方法相比，本发明可以实现的节能效果主要体现在以下几个方面：
1)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10～20％左右，由此可节约中压蒸气的消耗量10～20％。
2)增加二段进料预热器后，二段进出料换热器的冷介质入口温度升高15～25℃左右，二段进出料换热器的冷介质出口温度随之升高5～15℃，因此，可停用加热炉，装置运行能耗大大降低。
3)对于常规的裂解汽油中心馏分加氢方法，二段进出料换热器热介质出口物料通常直接送往二段后冷器冷却；根据本发明所述的方法，二段进出料换热器热侧出料的物料将直接进入二段加氢热分离罐进行气液分离，二段加氢热分离罐液相出口直接进入稳定塔，二段后冷器热负荷降低30～45％左右，由此可节约循环水的消耗量30～45％。
4)作为现有技术的裂解汽油中心馏分加氢方法，其稳定塔塔釜出料通常历经稳定塔进出料换热器、脱碳五塔进料预热器和加氢汽油产品冷却器的三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、二段进料预热器、脱碳五塔进料预热器和加氢汽油产品冷却器四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和二段进料预热器的换热，且再经过脱碳五塔进料预热器的换热，加氢汽油产品冷却器的热介质入口温度将降低到40℃左右，由此导致加氢汽油冷却器基本可以取消，节约了这部分冷却介质的用量。
化工领域常用的冷却介质可以是循环冷却水或空气，但一般裂解汽油加氢装置在二段后冷却器和加氢汽油产品冷却器这两台换热器上使用的冷却介质都是循环冷却水。因此，本发明大大降低了冷却水的用量。
附图说明
图1现有技术裂解汽油中心馏分加氢装置示意图
图2本发明所述的裂解汽油中心馏分加氢装置示意图
附图标记说明：
| 设备代号 | 设备名称 |
| C-710 | 脱碳五塔 |
| C-720 | 脱碳九塔 |
| C-770 | 稳定塔 |
| D-700 | 进料缓冲罐 |
| D-710 | 脱碳五塔回流罐 |
| D-720 | 脱碳九塔回流罐 |
| D-750 | 一段进料缓冲罐 |
| D-751 | 一段加氢热分离罐 |
| D-752 | 一段加氢冷分离罐 |
| D-760 | 二段加氢热分离罐 |
| D-761 | 二段循环氢压缩机吸入罐 |
| D-762 | 二段加氢冷分离罐 |
| D-770 | 稳定塔回流罐 |
| E-700 | 脱碳五塔进料预热器 |
| E-710 | 脱碳五塔塔顶冷凝器 |
| E-715 | 脱碳五塔塔釜再沸器 |
| E-720 | 脱碳九塔塔顶冷凝器 |
| E-721 | 脱碳九塔尾气冷凝器 |
| E-725 | 脱碳九塔塔釜再沸器 |
| E-726 | 脱碳九塔中间再沸器 |
| E-728 | 碳九产品冷却器 |
| E-751 | 一段循环冷却器 |
| E-752 | 一段热分离冷凝器 |
| E-760 | 二段进出料换热器 |
| E-762 | 二段进料预热器 |
| E-763 | 二段加氢后冷器 |
| E-770 | 稳定塔塔顶冷凝器 |
| E-775 | 稳定塔塔釜再沸器 |
| E-776 | 稳定塔进料预热器 |
| E-777 | 加氢汽油冷却器 |
| F-760 | 二段进料加热炉 |
| K-760 | 二段循环氢压缩机 |
| P-700 | 脱碳五塔进料泵 |
| P-715 | 脱碳五塔回流泵 |
| P-720 | 脱碳九塔回流泵 |
| P-725 | 脱碳九塔塔釜泵 |
| P-750 | 一段加氢进料泵 |
| P-751 | 一段加氢循环/二段加氢进料泵 |
| P-770 | 稳定塔回流泵 |
| P-775 | 加氢汽油产品泵 |
| PA-720 | 脱碳九塔真空系统 |
| R-750 | 一段加氢反应器 |
| R-760 | 二段加氢反应器 |
| SR-700 | 粗汽油进料过滤器 |
| TK-700 | 粗裂解汽油储罐 |
| TK-710 | 碳五产品储罐 |
| TK-720 | 碳九产品储罐 |
| TK-770 | 加氢汽油产品储罐 |
1)物流代号说明
| 物流代号 | 物流名称 |
| 1 | 粗裂解汽油 |
| 2 | 氢气 |
| 3 | 加氢汽油 |
| 4 | C5产品 |
| 5 | C9产品 |
| 6 | 高压尾气 |
| 7 | 低压尾气 |
| 8 | 真空尾气 |
具体实施方式
下面结合实施例，进一步说明本发明。
实施例：
如图2所示，一种裂解汽油中心馏分加氢装置，包括:
a)脱碳五塔C-710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、进料缓冲罐D-700、脱碳五塔进料泵P-700；脱碳五塔进料泵P-700出口经管线连接至脱碳五塔进料预热器E-700冷介质入口，脱碳五塔进料预热器E-700冷介质出口经管线连接至脱碳五塔C-710中部进料口；
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顶部回流口和碳五产品储罐TK-710进料口；
脱碳五塔C-710塔釜出料口经管线连接至脱碳九塔C-720中部进料口；
脱碳五塔C-710的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的塔釜再沸器返回口；
b)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连接至脱碳九塔回流泵P-720入口；脱碳九塔回流泵P-720出口经管线分别连接脱碳九塔C-720顶部回流口和一段进料缓冲罐D-750进料口；
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的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的塔釜再沸器返回口；
脱碳九塔C-720的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的中间再沸器返回口；
c)一段加氢反应器R-750系统
一段进料缓冲罐D-750底部出口经管线连接至一段加氢进料泵P-750入口；一段加氢进料泵P-750出口经管线连接至一段循环冷却器E-751热介质出口与一段加氢反应器R-750间的连接管线；
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底部出口经管线连接一段加氢热分离罐D-751；一段加氢热分离罐D-751罐顶气相出口经管线连接至一段热分离冷凝器E-752热介质入口，一段热分离冷凝器E-752热介质出口经管线连接至一段加氢冷分离罐D-752入口；一段加氢热分离罐D-751罐底液相出口经管线连接一段加氢循环/二段加氢进料泵P-751入口；一段加氢循环/二段加氢进料泵P-751出口经管线分别连接一段循环冷却器E-751热介质入口和二段进料预热器E-762冷介质进口；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上部；
一段加氢冷分离罐D-752顶部气相出口经管线连接至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；
d)二段加氢反应器R-760系统
二段进料预热器E-762冷介质出口经管线连接至二段进出料换热器E-760冷介质入口，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热介质出口经管线连接至二段加氢热分离罐D-760进口；
二段加氢热分离罐D-760顶部的气相出口经管线连接二段加氢后冷器E-763热介质入口；二段加氢后冷器E-763热介质出口经管线连接至二段加氢冷分离罐D-762；二段加氢冷分离罐D-762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出口经管线连接至一段加氢循环/二段进料泵P-751与二段进料预热器E-762间的连接管线；
二段加氢热分离罐D-760底部液相出口经管线连接至稳定塔(C-770)进口；
e)稳定塔系统
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二段进料预热器E-762热介质入口；二段进料预热器E-762热介质出口经管线连接至脱碳五塔进料预热器E-700热介质进口；脱碳五塔进料预热器E-700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。
加氢方法包括:
稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品先经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，再送至二段进料预热器对二段加氢反应器进料进行预热，然后送至脱碳五塔进料预热器对脱碳五塔进料进行预热，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；
二段进出料换热器热侧出口物流先经过二段加氢热分离罐进行气液分离，液相作为稳定塔进料，气相被二段加氢后冷器冷却之后再进入二段加氢冷分离罐进行气液分离，液相自流回二段加氢热分离罐，气相作为循环氢进入压缩机吸入罐。
脱碳五塔C-710的操作条件
| 位置 | 操作温度/℃ | 操作压力/MPaG |
| 塔顶 | 45～60 | 0.05～0.2 |
| 塔釜 | 115～132 |
脱碳九塔C-720的操作条件
| 位置 | 操作温度/℃ | 操作压力/MPaG |
| 塔顶 | 65～75 | -0.06～-0.07 |
| 塔釜 | 135～150 |
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
| 位置 | 操作温度/℃ | 操作压力/MPaG |
| 塔顶 | 105～125 | 0.5～0.7 |
| 塔釜 | 150～170 |
所述的二段进料预热器冷介质入口温度为55～90℃，出口温度为95～110℃；热介质入口温度为115～130℃，出口温度为85～100℃。
所述脱碳九塔中间再沸器的液相进料采出温度为110～120℃，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10～20％。
所述二段加氢热分离罐进口温度为110～150℃，气液相出口温度为110～135℃。
所述脱碳五塔塔顶温度为45～60℃，塔釜温度为115～132℃，脱碳五塔进料在经脱碳五塔进料预热器预热后的温度为45～65℃；
所述稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃；
所述脱碳九塔的操作压力为负压，塔顶温度为55～75℃，塔釜温度为135～150℃。
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100万吨/年，与其配套的裂解汽油加氢装置的工程规模为：70万吨/年。
由于裂解汽油组成随乙烯原料和操作条件不同而不同，在此以下述典型粗裂解汽油组成为例说明：
C5-：21.34wt％
C6-C8：64.75wt％
C9+：13.91wt％
对比例：
装置如图1所示。
对70万吨/年规模的裂解汽油加氢装置进行模拟，根据模拟结果两种流程的能耗变化主要体现在脱碳九塔塔釜再沸器中压蒸汽消耗量的减少，以及二段加氢后冷器和加氢产品冷却器的循环水耗量的减少。具体如下述表1所示。
其中，
中压蒸气按1.30MPaG饱和蒸汽计算；
冷却水规格按回水0.2MPaG，43℃；供水0.45MPaG，33℃计。
表170万吨/年裂解汽油中心馏分加氢装置采用两种流程的蒸汽及水的消耗变化
从表1的对比结果可以看出，对于裂解汽油中心馏分加氢装置，采用本发明所述的裂解汽油加氢方法后装置总的中压蒸汽和冷却水的消耗都可以降低5％以上。
Claims (7)
1.一种裂解汽油中心馏分加氢装置，包括：脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、一段加氢反应器系统、二段加氢反应器系统和稳定塔系统，其特征在于：
所述的二段加氢反应器系统中，在冷物料进入进出料换热器之前设置二段进料预热器；二段加氢热分离罐罐顶设置二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐；
稳定塔塔釜连接加氢汽油产品泵后连接脱碳九塔中间再沸器热介质入口，脱碳九塔中间再沸器热介质出口连接二段进料预热器热介质进口，二段进料预热器的热介质出口连接脱碳五塔进料预热器的热介质入口，脱碳五塔进料预热器的热介质出口连接加氢汽油产品泵后连接加氢汽油产品储罐；
一段加氢循环/二段加氢进料泵出口经管线分别连接一段循环冷却器热介质入口和二段进料预热器冷介质进口，二段进料预热器冷介质出口连接二段进出料换热器冷介质入口；
二段加氢热分离罐顶部连接二段加氢后冷器后连接二段加氢冷分离罐；二段加氢冷分离罐底部连接二段加氢热分离罐；二段加氢热分离罐底部连接稳定塔。
2.如权利要求1所述的裂解汽油中心馏分加氢装置，其特征在于：
脱碳九塔中部进料口下第2～15块塔板中任意一块板作为脱碳九塔中间再沸器的液相进料口的采出板；脱碳九塔中间再沸器的气相出口连接采出板下的第二块塔板。
3.一种采用如权利要求1或2所述的裂解汽油中心馏分加氢装置的加氢方法，其特征在于所述方法包括：
稳定塔塔釜采出的加氢汽油产品先经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，再送至二段进料预热器对二段加氢反应器进料进行预热，然后送至脱碳五塔进料预热器对脱碳五塔进料进行预热，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；
二段进出料换热器热侧出口物流先经过二段加氢热分离罐进行气液分离，液相作为稳定塔进料，气相被二段加氢后冷器冷却之后再进入二段加氢冷分离罐进行气液分离，液相自流回二段加氢热分离罐，气相作为循环氢进入压缩机吸入罐。
4.如权利要求3所述的裂解汽油中心馏分加氢方法，其特征在于：
所述的二段进料预热器冷介质入口温度为55～90℃，出口温度为95～110℃；热介质入口温度为115～130℃，出口温度为85～100℃。
5.如权利要求3所述的裂解汽油中心馏分加氢方法，其特征在于：
所述脱碳九塔中间再沸器的液相进料采出温度为110～120℃，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10～20％。
6.如权利要求3所述的裂解汽油中心馏分加氢方法，其特征在于：
所述二段加氢热分离罐进口温度为110～150℃，气液相出口温度为110～135℃。
7.如权利要求3-6之一所述的裂解汽油中心馏分加氢方法，其特征在于：
所述脱碳五塔塔顶温度为45～60℃，塔釜温度为115～132℃，脱碳五塔进料在经脱碳五塔进料预热器预热后的温度为45～65℃；
所述稳定塔进料温度≤135℃，塔釜温度为150～170℃；
所述脱碳九塔的操作压力为负压，塔顶温度为55～75℃，塔釜温度为135～150℃。
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