裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料的分離方法
【技術領域】
[0001]本發(fā)明涉及一種裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料的分離方法。
【背景技術】
[0002]裂解汽油全餾分加氫方法是將原料粗裂解汽油依次經過:一段加氫反應器系統(tǒng)，脫碳五塔系統(tǒng)，脫碳九塔系統(tǒng)，二段加氫反應器系統(tǒng)，汽提穩(wěn)定塔系統(tǒng)等工序，最終得到加氫汽油產品。裂解汽油中心餾分加氫方法是將原料粗裂解汽油依次經過:脫碳五塔系統(tǒng)，脫碳九塔系統(tǒng)，一段加氫反應器系統(tǒng)，二段加氫反應器系統(tǒng)，汽提穩(wěn)定塔系統(tǒng)等工序，最終得到加氫汽油產品。CN102234541B涉及一種裂解汽油全餾分加氫節(jié)能方法和裝置和CN102234540A涉及一種裂解汽油中心餾分加氫方法和裝置，分別描述了目前工業(yè)應用上比較廣泛的兩種裂解汽油的加氫方法，它們的發(fā)明側重點在于減少裂解汽油加氫裝置的蒸汽和冷卻水的消耗，從而降低裂解汽油加氫裝置的總能耗。CN101993718A涉及一種回收加氫裝置反應產物熱能的工藝，將反應產物通過換熱器與加氫原料進行換熱以回收熱量。但僅能夠回收80°C以上反應產物蘊含的熱能。
[0003]現(xiàn)有技術工藝流程尚不夠完善，二段加氫反應器出口的高溫物料首先與反應器進口的物料換熱，然后流經冷凝器用循環(huán)冷卻水冷凝后進入高壓閃蒸罐進行氣液分離，不凝性氣體經過處理后排放，凝液還需要用高溫物料換熱、再加熱到入塔溫度后進入汽提塔進一步處理，而加熱高溫物料需要消耗低壓蒸汽，由此，二段加氫反應器出口凝液物料被反復冷卻和加熱，存在能量利用不合理，生產裝置整體能耗偏高等問題。
[0004]本發(fā)明有針對性的解決了該問題。

【發(fā)明內容】

[0005]本發(fā)明所要解決的技術問題是現(xiàn)有技術中能耗較高的問題，提供一種新的裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料的分離方法。該方法用于裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料的分離中，具有能耗較低的優(yōu)點。
[0006]為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術方案如下:一種裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料的分離方法，一段加氫裂解汽油和氫氣物料(9)進入二段加氫反應器(I)進行加氫反應，二段加氫反應器(I)出口物料(12)在二段進出物料換熱器(2)中與所述物料
(9)換熱后進入氣液閃蒸罐(7)，氣液閃蒸罐(7)罐頂排出的氣相物料(14)經二段后冷凝器(3)冷卻后進入高壓閃蒸罐(4)，氣相物料(8)在高壓閃蒸罐(4)罐頂排出；氣液閃蒸罐
[7]罐釜排出的液相物料(15)與高壓閃蒸罐(4)罐釜排出的液相物料(13)混合后經汽提塔進料換熱器(5)加熱后進入汽提塔￠)，汽提塔(6)塔頂得到不凝性氣體，塔底得到加氫汽油產品。
[0007]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述二段進出物料換熱器(2)操作溫度為80?550°C，操作壓力為1.5?5.0MPaG ;二段后冷凝器(3)操作溫度為40?250°C，操作壓力為1.5?5.0MPaG ;汽提塔進料換熱器(5)操作溫度為70?250°C，操作壓力為1.5?5.0MPaG。
[0008]上述技術方案中，更優(yōu)選地，所述二段進出物料換熱器(2)操作溫度為120?340°C，操作壓力為2.3?3.0MPaG ;二段后冷凝器(3)操作溫度為60?150°C，操作壓力為2.3?3.0MPaG ;汽提塔進料換熱器(5)操作溫度為100?170°C，操作壓力為2.3?3.0MPaG0
[0009]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述高壓閃蒸罐(4)操作溫度為40?250°C，操作壓力為L 5?5.0MPaG ;氣液閃蒸罐(7)操作溫度為80?550°C，操作壓力為L 5?5.0MPaG。
[0010]上述技術方案中，更優(yōu)選地，所述高壓閃蒸罐(4)操作溫度為60?150°C，操作壓力為2.3?3.0MPaG ;氣液閃蒸罐(7)操作溫度為120?340°C，操作壓力為2.3?3.0MPaG。
[0011]上述技術方案中，優(yōu)選地，以重量計，高壓閃蒸罐(4)氣相出料占總物料的2?
[0012]上述技術方案中，優(yōu)選地，以重量計，氣液閃蒸罐(7)氣相出料占總物料的15?40%。
[0013]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述二段后冷凝器(3)的冷卻介質為循環(huán)冷卻水。
[0014]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述汽提塔進料換熱器(5)的加熱介質為高溫物料。
[0015]本發(fā)明涉及一種裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料優(yōu)化的分離方法，在二段加氫反應器出口的高溫物料與反應器進口的物料換熱之后，新增氣液閃蒸罐設備I臺，該氣液閃蒸罐出口的氣相物料經冷凝器用循環(huán)冷卻水冷凝后進入高壓閃蒸罐進行氣液分離，而該氣液閃蒸罐出口的液相物料不必用循環(huán)冷卻水降溫，直接與高壓閃蒸罐出口的液相物料匯合，再用高溫物料加熱到入塔溫度后送入汽提塔進行處理。本發(fā)明新增氣液閃蒸罐可減少高壓閃蒸罐負荷，減少循環(huán)冷卻水消耗150.0?585.1噸/小時，也降低汽提塔前換熱器負荷，降低低壓蒸汽消耗1610?6280千克/小時，取得了較好的技術效果。
【附圖說明】
[0016]圖1為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。
[0017]I為二段加氫反應器；2為二段進出物料換熱器；3為二段后冷凝器；4為高壓閃蒸罐；5為汽提塔進料換熱器；6為汽提塔；7為氣液閃蒸罐；8為高壓閃蒸罐罐頂排出的氣相物料；9為一段加氫裂解汽油和氫氣物料；10為汽提塔頂物料；11為汽提塔底物料；12為二段加氫反應器出口物料；13為高壓閃蒸罐罐釜排出的液相物料；14為氣液閃蒸罐罐頂排出的氣相物料；15為氣液閃蒸罐罐釜排出的液相物料。
[0018]下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述，但不僅限于本實施例。
【具體實施方式】
[0019]【實施例1】
[0020]本發(fā)明涉及一種裂解汽油加氫裝置二段反應器出口物料優(yōu)化的分離方法，應用于生產規(guī)模為60萬噸/年裂解汽油加氫裝置中，如圖1所示。二段進出物料換熱器(2)出口的二段加氫汽油物料進入氣液閃蒸罐(7)，氣相物料(14)在氣液閃蒸罐(7)罐頂排出進入二段后冷凝器(3)冷凝，液相物料(15)不必經過二段后冷凝器(3)直接與高壓閃蒸罐(4)罐釜排出的液相物料(17)匯合后進入汽提塔進料換熱器(5)。所述汽提塔進料換熱器(5)的加熱介質為汽提塔塔釜物料(11)。二段進出物料換熱器操作溫度為240°C，操作壓力為2.5MPaG ;二段后冷凝器操作溫度為140°C，操作壓力為2.5MPaG ;汽提塔進料換熱器操作溫度為160 °C，操作壓力為2.4MPaG ;高壓閃蒸罐操作溫度為140 °C，操作壓力為2.5MPaG ;氣液閃蒸罐操作溫度為240°C，操作壓力為2.5MPaG。氣液閃蒸罐的尺寸為Φ 2000 X 8000mm，二段后冷凝器熱負荷為2693千瓦，汽提塔進料換熱器熱負荷為528千瓦。另外，以重量計，高壓閃蒸罐氣相出料占總物料的3.2 %，氣液閃蒸罐氣相出料占總物料的25.7%。由此，本發(fā)明減少循環(huán)冷卻水消耗450.1噸/小時，減少低壓蒸汽消耗4831千克/小時。
[0021]【對比例I】
[0022]按照實施例1所述的條件和步驟，只是不設置氣液閃蒸罐(7)，二段進出物料換熱器(2)出口的二段加氫汽油物料全部進入二段后冷凝器(3)冷凝，高壓閃蒸罐(4)罐釜排出的液相物料進入汽提塔進料換熱器(5)。經計算，二段后冷凝器熱負荷為7840千瓦，汽提塔進料換熱器熱負荷為3360千瓦。
[0023]【實施例2】
[0024]按照實施例1所述的條件和步驟，只是生產規(guī)模改為20萬噸/年裂解汽油加氫裝置，氣液閃蒸罐的尺寸為Φ1400Χ6000_，二段后冷凝器熱負荷為898千瓦，汽提塔進料換熱器熱負荷為176千瓦。另外，以重量計，高壓閃蒸罐氣相出料占總物料的3.2%，氣液閃蒸罐氣相出料占總物料的25.7%。由此，本發(fā)明減少循環(huán)冷卻水消耗150.0噸/小時，減少低壓蒸汽消耗1610千克/小時。
[0025]【對比例2】
[0026]按照實施例2所述的條件和步驟，二段后冷凝器熱負荷為2613千瓦，汽提塔進料換熱器熱負荷為1120千瓦。
[0027]【實施例3】