一种煤柴油加氢裂化系统的热集成工艺

本发明涉及石油化工，特别涉及一种煤柴油加氢裂化系统的热集成工艺。

背景技术：

1、煤柴油馏分加氢裂化是常见的石油加工工艺，由反应和分馏两大部分组成。反应部分主要包括原料加热、加氢裂化，反应产物热高压分离(以下简称“热高分”)、热低压分离(简称“热低分”)、冷高压分离(简称“冷高分”)、冷低压分离(简称“冷低分”)和循环氢压缩及新氢补充等流程；分馏部分主要包括低分油脱硫化氢，吸收解吸和产品分离等流程。

2、加氢裂化是放热反应，反应部分热量过剩，但物流压力高(约12～15mpa)，直接转移到分馏部分(压力约0.1～0.9mpa)，面临压差大，换热困难等问题。故常规设计热高分气余热多通过空冷、水冷冷却，但是这样的工艺会导致反应部分的冷却负荷大，且无法实现余热升级利用，分馏部分的能耗高，工艺成本高。

3、因此，针对石油炼制过程中，煤柴油加氢裂化装置反应部分热过剩、冷却负荷大，分馏部分热欠缺、需加热炉供热，导致能量未平衡利用的现状，亟需开发一种能降低反应部分的冷却负荷，实现余热升级利用，降低分馏部分的能耗的工艺。

技术实现思路

1、本发明旨在至少解决现有技术中存在的上述技术问题之一。为此，本发明的目的在于提供一种煤柴油加氢裂化系统的热集成工艺，通过变换冷低分油换热流程，将主分馏塔一中回流、柴油以及加氢裂化反应产物与冷低分油进行换热，换热后的冷低分油再作为脱h2s汽提塔的再沸热源，从而关停原脱h2s汽提塔再沸炉，节省脱h2s汽提塔再沸炉的有效热负荷，实现节能增效。

2、为了实现上述目的，本发明所采取的技术方案是：

3、本发明提供一种煤柴油加氢裂化系统的热集成工艺，所述系统包括依次相连的加氢裂化反应器、脱h2s汽提塔、主分馏塔，所述主分馏塔一中回流用于加热冷低分油，得冷低分油二次；

4、所述主分馏塔塔底出口柴油用于加热冷低分油二次，得冷低分油三次；

5、所述加氢裂化的反应产物经过一次换热后的反应产物二次用于加热冷低分油三次，得冷低分油四次；

6、所述冷低分油四次作为脱h2s汽提塔的再沸热源，换热后得冷低分油五次。

7、现有煤柴油加氢裂化工艺中，冷低分油出冷低压分离(冷低分)器后的流程是与热高压分离(热高分)气一次换热，本发明调整为与主分馏塔的一中回流换热，一方面可以有效提升冷低分油的温度，确保热量可以充分转移给冷低分油，另一方面能够回收主分馏塔塔顶冷凝器冷却损失的热量，实现主分馏塔一中回流余热升级利用。

8、现有煤柴油加氢裂化工艺中，主分馏塔塔底油出口柴油的换热流程是柴油～脱h2s汽提塔底物流一次换热、柴油～航煤(即航空煤油)汽提塔塔底再沸二次换热，本发明利用主分馏塔出口柴油较高位的热能，冷低分油二次进行第二次换热，得到冷低分油三次，即本发明的流程调整为柴油自主分馏塔塔底馏出后，进柴油～脱h2s汽提塔底物流一次换热器、柴油～冷低分油二次换热器。

9、现有煤柴油加氢裂化工艺中，热高分气设有两次换热流程，第一次换热是热高分气与冷低分油之间的换热。本发明将第一次换热提前，即将换热流程改为加氢裂化的反应产物与冷低分油之间的换热，加氢裂化反应器的出口反应油进反应油～循环混氢一次换热器、反应油～冷低分油二次换热器，从而使得加氢裂化的反应产物将大量的热量提供给冷低分油，实现热能由反应部分输送至分馏部分。

10、本发明不再使用脱h2s汽提塔塔底的再沸加热炉，将冷低分油四次输送至脱h2s汽提塔作为塔底热源使用，即使用经过三次加热过后的、高温位的冷低分油做脱h2s汽提塔的塔底再沸热源，不再使用加热炉，从而有效节省了脱h2s汽提塔再沸加热炉的有效热负荷。此过程需要新增加一台小型换热器。

11、本发明通过变换冷低分油换热流程，将主分馏塔一中回流、柴油以及加氢裂化反应产物与冷低分油进行换热，换热后的冷低分油再作为脱h2s汽提塔的再沸热源，从而关停原脱h2s汽提塔再沸炉，节省脱h2s汽提塔再沸炉的有效热负荷，实现节能增效。

12、本发明中提到的物质一次是指未经过换热的物质，物质二次是指经过一次换热的物质，依此类推。例如冷低分油一次是指未经过换热的冷低分油，冷低分油二次是指经过一次换热的冷低分油，冷低分油三次是指经过两次换热的冷低分油，依此类推。

13、在本发明的一些实施方式中，所述主分馏塔一中回流抽出量增加至200～250t/h。

14、减少主分馏塔塔顶的回流量，增加主分馏塔一中回流抽出量，使主分馏塔塔顶的热量中转移到一中回流处，使其可以充分供给冷低分油换热使用。

15、在本发明的一些实施方式中，所述主分馏塔塔顶回流量为40～50t/h。

16、在本发明的一些实施方式中，所述脱h2s汽提塔塔底连接有再沸器。

17、在本发明的一些实施方式中，所述脱h2s汽提塔的塔底压力与脱h2s汽提塔塔底的冷低分油物流压力差为1～3mpag。

18、本发明中脱h2s汽提塔塔底再沸器中的冷低分油四次的物流压力，与脱h2s汽提塔的塔底压力的压力差为1～3mpag，即反应部分进入分馏部分的物流的压力与分馏部分的压力差小，进一步保证换热器无泄漏风险，避免了压差大、换热困难的问题。

19、在本发明的一些实施例中，所述脱h2s汽提塔的塔底压力比脱h2s汽提塔的塔顶压力低0.02mpag。

20、在本发明的一些实施方式中，所述系统还包括与主分馏塔相连的石脑油稳定塔和低压蒸汽发生器，所述冷低分油五次与脱h2s汽提塔塔底产品换热后的冷低分油六次作为石脑油稳定塔的塔底产品热源。

21、现有技术中柴油产品三次作为石脑油稳定塔塔底再沸热源，本发明将其调整为，将与脱h2s汽提塔塔底产品(即主分馏塔进料液)换热后的冷低分油引至系统的分馏部分的石脑油稳定塔处，作为石脑油稳定塔塔底热源使用，与石脑油稳定塔塔底产品换热，此过程使用的换热器为石脑油稳定塔塔底旧有换热器。

22、在本发明的一些实施方式中，所述冷低分油六次与石脑油稳定塔塔底产品换热后的冷低分油七次用于加热低压蒸汽发生器中的除氧水。

23、将与石脑油稳定塔塔底产品换热后的冷低分油引至低压蒸汽发生器加热低温位的除氧水产生低压蒸汽，低压蒸汽可以供其他装置使用，蒸汽发生器为旧有装置。

24、在本发明的一些实施方式中，所述冷低分油四次与所述石脑油稳定塔塔底产品、所述低压蒸汽发生器的除氧水换热后，作为脱h2s汽提塔的进料。

25、将与低温位的除氧水换热后的冷低分油引至脱h2s汽提塔处，作为脱h2s汽提塔的进料，进料位置与现有的煤柴油加氢裂化系统工艺相比保持不变。

26、在本发明的一些实施方式中，所述脱h2s汽提塔塔底产品与冷低分油四次换热后直接进入主分馏塔。

27、现有技术中脱h2s汽提塔塔底产品先与主分馏塔塔底产品换热，后进入主分馏塔，本发明调整为将冷低分油四次引至与脱h2s汽提塔塔底产品进行换热，后脱h2s汽提塔塔底产品直接进入主分馏塔。此举提高了脱h2s汽提塔塔底产品的出塔温度，同时减少后续主分馏塔的塔底再沸负荷，并有效利用了高温位的热能，此过程使用脱h2s汽提塔塔底产品的旧有换热器。

28、在本发明的一些实施方式中，所述系统中的原料在进料时首先经过原料缓冲罐，所述原料缓冲罐前不设置柴油与原料、航煤与原料的换热器；所述柴油为主分馏塔塔底产品；所述航煤为航煤汽提塔塔底产品。

29、在本发明的一些实施方式中，将所述柴油的热量作为冷低分油二次的加热热源；将所述航煤的热量作为吸收塔的再沸热源。

30、本发明取消了现有技术中原料进常压缓冲罐前的柴油～原料一次、航煤～原料二次换热器，以腾出柴油和航煤的热量分别加热冷低分油和做吸收塔的再沸热源。

31、在本发明的一些实施方式中，所述系统还包括与加氢裂化反应器相连的热高压分离器，所述加氢裂化的反应产物用于加热循环混氢，得循环混氢二次。

32、在本发明的一些实施方式中，所述热高压分离器得到的热高压分离气一次作为循环混氢二次的加热热源。

33、在本发明的一些实施方式中，所述热高压分离气加热循环混氢后的热高压分离气二次作为高压原料的加热热源。

34、现有技术中热高分气的流程是热高分气一次加热冷低分油、热高分气二次加热循环混氢、热高分气三次进空气冷却器(空冷)，本发明调整为热高分气一次加热循环混氢，热高分气二次加热原料一次(即高压原料)，从而充分降低热高分气的空冷负荷。

35、在本发明的一些实施方式中，所述系统还包括与主分馏塔依次相连的航煤汽提塔、石脑油分馏塔、吸收脱吸塔，所述航煤汽提塔的产品作为吸收脱吸塔塔底热源。

36、现有技术中吸收脱吸塔塔底热源为主分馏塔一中回流，本发明调整为侧线航煤汽提塔(即航煤汽提塔)产品一次进行供热，仍使用吸收脱吸塔塔底旧有换热器。

37、在本发明的一些实施方式中，所述主分馏塔的二中回流作为石脑油分馏塔塔底热源。

38、现有技术中石脑油分馏塔塔底热源为主分馏塔塔底出口柴油三次换热，本发明调整为主分馏塔的二中回流供热，仍使用石脑油分馏塔塔底旧有换热器。

39、在本发明的一些实施方式中，所述吸收脱吸塔前设置水冷却器，对重石脑油循环吸收剂进行冷却；所述循环水冷却器中的水经一次升温后作为冷源冷却吸收脱吸塔的二中抽出物流。

40、本发明新增水冷却器一台，使用凉水先对重石脑油循环吸收剂进行冷却，凉水对重石脑油循环吸收剂进行冷却后，即升温一次后，再作为冷源冷却吸收脱吸塔的二中抽出物流，换热器选用旧有换热器。

41、在本发明的一些实施方式中，所述吸收脱吸塔前的水冷却器中的水温为5～15℃。

42、在本发明的一些实施例中，所述吸收脱吸塔前的水冷却器中的水温为6～8℃。

43、在本发明的一些示例中，所述吸收脱吸塔前的水冷却器中的水温为7℃。

44、在本发明的一些实施方式中，关闭反应进料泵升压的高压原料油与反应后原料油进行换热，开设的旁路处的阀门，使高压原料油不再经过旁路。

45、原装置中反应进料泵升压的高压原料油与反应后原料油进行换热，开设旁路，旁路处有一阀门，现关闭原阀门，使高压原料油不再经过旁路。

46、本发明利用冷低分油作为传热介质，将冷低分油分别与主分馏塔一中回流、柴油、加氢裂化的反应产物换热，以提升冷低分油的温位，后再使高温位的冷低分油分别给脱硫化氢塔塔底再沸器、主分馏塔进料液、石脑油稳定塔、低压蒸汽发生器供热，实现系统总体热能的合理利用。另一方面，本发明将进入空气冷却器前的热高分气引至与加压后的高压原料进行换热，从而回收利用热高分气中大量的热能。本发明的实质是优化传统的加氢裂化装置换热网络，提高系统的热利用率，相比现有工艺，本发明的换热流程设计省去了脱h2s汽提塔塔底再沸炉，节省了系统的燃料气使用，同时由于热高分气的热能、主分馏塔一中回流的热能被大量回收利用，系统的冷却负荷也将减少，空气冷却器使用数量降低，系统的可用空间将会扩大。

47、在本发明的一些实施方式中，所述冷低分油四次的温度≥300℃。

48、在本发明的一些实施方式中，所述冷低分油进入脱h2s汽提塔时的温度为170～190℃。

49、在本发明的一些实施例中，所述冷低分油进入脱h2s汽提塔时的温度为170～180℃。

50、在本发明的一些实施方式中，所述热高压分离气二次加热高压原料后，所述热高压分离气的温度为140～200℃。

51、在本发明的一些实施方式中，所述热高压分离气二次加热高压原料后，所述原料的温度为150～180℃。

52、在本发明的一些实施方式中，所述反应产物二次与冷低分油三次换热后，反应产物的温度为250～300℃。

53、在本发明的一些实施方式中，所述吸收脱吸塔的二中抽出物流经冷却后温度为25～30℃。

54、在本发明的一些实施方式中，所述脱h2s汽提塔的塔顶压力为0.4～0.6mpag。

55、在本发明的一些实施例中，所述脱h2s汽提塔的塔顶压力为0.5～0.6mpag。

56、在本发明的一些具体实施例中，所述脱h2s汽提塔的塔顶压力为0.55～0.6mpag。

57、在本发明的一些示例中，所述脱h2s汽提塔的塔顶压力为0.56～0.58mpag。

58、降低脱h2s汽提塔压力，以此增加脱h2s汽提塔塔内的相对挥发度，减少脱h2s汽提塔塔内气液相的分离难度，进一步降低塔底产品温度，降低塔底再沸负荷。

59、在本发明的一些实施方式中，所述吸收脱吸塔的塔顶压力为0.4～0.6mpag，且所述吸收脱吸塔的压力低于所述脱h2s汽提塔的压力。

60、在本发明的一些实施例中，所述吸收脱吸塔的塔顶压力为0.4～0.5mpag。

61、在本发明的一些具体实施例中，所述吸收脱吸塔的塔顶压力为0.45～0.47mpag。

62、降低分馏部分的吸收脱吸塔塔压，使被吸收的湿气能够从脱h2s汽提塔塔顶通过自压进入吸收脱吸塔内。

63、在本发明的一些实施方式中，所述主分馏塔的塔顶压力为0.028～0.078mpag。

64、在本发明的一些实施例中，所述主分馏塔的塔顶压力为0.070～0.078mpag。

65、在本发明的一些实施方式中，所述石脑油稳定塔的塔顶压力为0.7～0.9mpag。

66、在本发明的一些实施例中，所述石脑油稳定塔的塔顶压力为0.8～0.9mpag。

67、在本发明的一些具体实施例中，所述石脑油稳定塔的塔顶压力为0.85～0.87mpag。

68、在本发明的一些实施方式中，所述石脑油分馏塔的塔顶压力为0.1～0.2mpag。

69、在本发明的一些实施方式中，所述石脑油分馏塔的塔顶压力为0.15～0.16mpag。

70、在本发明的一些实施方式中，增大重石脑油循环吸收剂的分液量(即流量)为30～50t/h，同时控制吸收脱吸塔塔压为0.4～0.6mpa，从而增加吸收脱吸塔的吸收效果，弥补吸收脱吸塔因为压力降低造成的吸收效果损失。

71、在本发明的一些实施例中，重石脑油循环吸收剂的流量为45～50t/h。

72、在本发明的一些实施方式中，所述脱h2s汽提塔的理论板数为25～35块。

73、在本发明的一些实施方式中，所述主分馏塔的理论板数为34～42块。

74、在本发明的一些实施方式中，所述石脑油分馏塔的理论板数为25～35块。

75、与现有技术相比，本发明的有益效果是：

76、(1)本发明通过变换冷低分油换热流程，充分实现主分馏塔一中回流、加氢裂化产物、主分馏塔塔底出口柴油、冷低分油的余热利用，减少冷却负荷和热负荷，同时关停原脱h2s汽提塔再沸加热炉，降低能耗。

77、(2)本发明利用加氢裂化的反应产物和热高分气余热升级利用，加热原料和冷低分油，大幅度降低了系统的外部能量供给，本发明提供的工艺可以关停1台加热炉，10～16台空气冷却器，其中热高分气空冷关停4～6台、主分馏塔塔顶空冷关停2～4台、脱h2s汽提塔塔顶空冷关停4～6台，使得加热炉燃料消耗降低35％以上，对应装置冷却负荷减少16％以上。

78、(3)本发明只涉及换热流程调整，不改变反应系统和油气分离系统，故方便实施，投资小，无安全隐患，适于新装置建设和老装置改造。