本發(fā)明屬于石油化工技術(shù)領(lǐng)域，具體涉及一種低能耗的催化裂化和催化汽油選擇性加氫聯(lián)合工藝。

背景技術(shù)：

催化裂化是核心的石油餾分二次加工工藝之一。在我國，約70％的汽油產(chǎn)自催化裂化。但由于催化汽油富含硫、氮、烯烴等，不能直接做產(chǎn)品，還需加氫精制，將其硫、氮、氧、烯烴和芳烴等含量降低到規(guī)定指標。然而，加氫過程飽和烯烴，會降低汽油的辛烷值。為了平衡這個矛盾，常用的方法是選擇性加氫，即將催化汽油分離為輕汽油(通常干點≤75℃)和重汽油(通常初餾點≥90℃、干點≤200℃)，再按其硫化物、烯烴、芳烴的分布不同，實施差異化處理。

圖1為現(xiàn)有催化汽油選擇性加氫的工藝流程圖(圖中塔內(nèi)數(shù)值表示塔板層數(shù))。圖中，來自催化裂化裝置的穩(wěn)定汽油先經(jīng)全餾分預加氫，在降低其輕餾分中的硫含量以后，再進輕重汽油分離塔T9101，分出輕汽油去醚化，重汽油去深度加氫。其完整的工藝流程如下：

來自提升管的反應(yīng)油氣進入主分餾塔T2201下部的人字擋板，通過分餾，塔頂油氣經(jīng)過E2203、E2204、E2205冷卻，進入分液罐V2203，其中，液體為粗汽油并去吸收塔T2301、氣體則進C2301/1壓縮，經(jīng)冷卻后，進分液罐V2301，分出氣體經(jīng)C2301/2壓縮，得到壓縮富氣，經(jīng)E2301、E2302冷卻，進凝縮油罐V2302。主分餾塔第15塊板抽出柴油，經(jīng)過柴油汽提塔T2202，得到產(chǎn)品柴油和貧油(通過泵P2205出裝置)。第32塊板抽出回煉油、塔底抽出產(chǎn)品油漿(部分通過泵P2209和換熱器E2202后作為循環(huán)油漿，部分通過泵P2210出裝置)。對應(yīng)地，頂循、一中、回煉油換熱器E2218、塔底循環(huán)油漿換熱器E2215分別取熱。

分液罐V2203抽出粗汽油(通過泵P2202)和穩(wěn)定塔T2304塔底的補充吸收劑進入吸收塔T2301的第一塊塔板，分液罐水相冷卻后通過泵P2211送至凝縮油罐V2302，凝縮油罐V2302頂部氣體進入吸收塔底部。吸收塔底液相冷卻后進凝縮油罐V2302(通過泵P2302)，塔頂貧氣進入再吸收塔T2303的塔底，塔中設(shè)置換熱器E2303、E2304換熱。

柴油汽提塔T2202的貧油進入再吸收塔T2303塔頂，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C₃組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣，塔底富吸收油返回主分餾塔T2201第14塊塔板。

凝縮油罐V2302底部液相進入解吸塔T2302(通過泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306用1.0MPa蒸汽做再沸熱源(解吸塔中部循環(huán)物料通過換熱器E2305換熱)，塔頂氣相冷卻后進凝縮油罐V2302，在塔底得到脫乙烷汽油送下游穩(wěn)定塔T2304(通過泵P2305)。

穩(wěn)定塔T2304塔頂?shù)玫絃PG餾分24.6t/h(依次通過換熱器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱器E2307、E2313冷卻后，部分送吸收塔做補充吸收劑、部分送選擇性汽油加氫裝置做原料(通過泵P2307)，塔底再沸器E2310用一中做熱源。

來自穩(wěn)定塔T2304塔底的穩(wěn)定汽油經(jīng)預加氫后，進輕重汽油分離塔T9101，再沸爐F9101做再沸熱源，實現(xiàn)輕汽油產(chǎn)出送醚化(通過泵P9103)，塔頂油氣通過換熱器E9101、分離罐D(zhuǎn)9104和泵P9103循環(huán)，塔底重汽油抽出去深度加氫。

在上述現(xiàn)有工藝中，無疑，輕重汽油分離過程是高能耗的。首先，大量的輕汽油被蒸發(fā)；其次，重汽油的低蒸汽壓特征決定了塔底重沸必須用高品質(zhì)熱源。以某140×10⁴t/a重油催化裂化裝置為例，產(chǎn)品穩(wěn)定汽油產(chǎn)量84.6t/h，基于輕汽油干點75℃，T9101將分離出輕汽油15t/h、重汽油69.6t/h，對應(yīng)塔頂壓力0.7MPag、塔底溫度200℃、塔底回流返塔210℃，再沸爐F9101的有效熱負荷為10911.2kw、塔頂冷卻負荷7503.9kw。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

為了解決現(xiàn)有催化汽油選擇性加氫工藝與上游催化裂化工藝相互脫離，導致加氫工藝處理量大、能耗高的缺點，本發(fā)明的目的在于提供一種低能耗的催化裂化和催化汽油選擇性加氫聯(lián)合工藝。所述聯(lián)合處理工藝將加氫原料分離嵌入催化內(nèi)部，通過工藝集成，同時降低加氫和催化吸收穩(wěn)定處理量及能耗。

本發(fā)明目的通過以下技術(shù)方案實現(xiàn)：

一種低能耗的催化裂化和催化汽油選擇性加氫聯(lián)合工藝，在現(xiàn)有催化汽油選擇性加氫工藝的基礎(chǔ)上進行如下改進：

(1)加高催化裂化裝置的主分餾塔，在現(xiàn)有塔板上部增設(shè)1米規(guī)整填料TL(折3塊理論板)和下部集油箱JY；

(2)在主分餾塔新增填料下部增設(shè)重汽油側(cè)線抽出及重汽油汽提塔T2203；

(3)將原加氫工藝的輕重汽油分離塔T9101改為主分餾塔塔頂輕質(zhì)汽油分離塔，塔底分出的較重質(zhì)汽油(實為中汽油)與經(jīng)T2203汽提后的重汽油一起送加氫，塔頂輕汽油則做吸收劑送吸收塔T2301，塔頂氣進二級壓縮C2301/2；

(4)穩(wěn)定塔T2304塔底產(chǎn)品輕汽油直接去預加氫和醚化；

(5)穩(wěn)定塔T2304改用頂循一次做熱源，解吸塔T2302改用0.3MPa蒸汽做熱源，輕重汽油分離塔T9101改用1.0MPa蒸汽做熱源，一中一次改產(chǎn)3.5MPa或1.0MPa蒸汽。

改進步驟(1)和(2)為利用催化主分餾塔的分離功能實現(xiàn)了重汽油單獨抽出，從而避免了高耗能的輕重汽油分離。

改進步驟(3)和(4)使得分離塔T9101單元、原料全餾分預加氫單元以及催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量均大幅減少，同時加工餾分變輕，有利于減少分餾能耗和降低耗能能級。

改進步驟(5)不但實現(xiàn)了主分餾塔系統(tǒng)更多的蒸汽產(chǎn)出，也大大降低了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)和T9101的耗能及耗能能級，實現(xiàn)了第二定律意義上的能量合理利用。

改進后完整的工藝流程如下：

來自提升管的反應(yīng)油氣進入主分餾塔T2201(塔中數(shù)字表示塔板層數(shù))下部的人字擋板，通過分餾，塔頂油氣經(jīng)過E2204、E2205冷卻，進入分液罐V2203，分出的油相為輕質(zhì)粗汽油，去輕重汽油分離塔T9101(通過泵P2202)；水相經(jīng)冷卻后去凝縮油罐V2302(通過泵P2211)；而氣體則進C2301/1壓縮，經(jīng)冷卻后，進分液罐V2301，分出氣體經(jīng)C2301/2壓縮，經(jīng)E2301、E2302冷卻后，到凝縮油罐V2302。主分餾塔新增填料TL下部集油箱JY抽出重汽油，經(jīng)過重汽油汽提塔T2203，得到側(cè)線重汽油去加氫。主分餾塔第15塊塔板抽出柴油，經(jīng)過柴油汽提塔T2202，得到產(chǎn)品貧油和柴油(經(jīng)泵P2205出裝置)。第32塊板抽出回煉油、塔底抽出產(chǎn)品油漿(部分通過泵P2209和換熱器E2202后作為循環(huán)油漿，部分通過泵P2210出裝置)。對應(yīng)地，頂循、一中、回煉油換熱器E2218、塔底循環(huán)油漿換熱器E2215分別取熱。

輕重汽油分離塔T9101，塔頂分出的氣相經(jīng)換熱器E9101和分離罐D(zhuǎn)9104后進二級壓縮C2301/2，經(jīng)E2301、E2302冷卻后到凝縮油罐V2302、塔頂分出輕汽油及分離罐D(zhuǎn)9104分離的輕汽油(通過泵P9102AB)做吸收塔T2301吸收劑、塔底分出的較重質(zhì)汽油(相當于中汽油)則與汽提后的側(cè)線重汽油一起去加氫脫硫。此外，輕重汽油分離塔再沸熱源改用1.0MPa蒸汽。

T9101塔頂?shù)妮p汽油和穩(wěn)定塔T2304塔底的補充吸收劑進入吸收塔T2301的第一塊塔板，凝縮油罐V2302頂部氣體進入吸收塔底部。吸收塔底液相冷卻后進凝縮油罐V2302(通過泵P2302)，塔頂貧氣進入再吸收塔T2303的塔底，塔中設(shè)置換熱器E2303、E2304換熱。

柴油汽提塔T2202的貧油進入再吸收塔T2303塔頂，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C₃組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣，塔底富吸收油返回主分餾塔T2201第14塊塔板。

凝縮油罐V2302底部液相進入解吸塔T2302(通過泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306改用0.3MPa蒸汽做再沸熱源(解吸塔中部循環(huán)物料通過換熱器E2305換熱)，塔頂氣相冷卻后進凝縮油罐V2302，在塔底得到脫乙烷汽油送下游穩(wěn)定塔T2304(通過泵P2305AB和換熱器E2307)。

穩(wěn)定塔T2304塔頂?shù)玫絃PG餾分(依次通過換熱器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱器E2307、E2313冷卻后，部分送吸收塔做補充吸收劑、部分送選擇性汽油加氫裝置做原料(通過泵P2307)，塔底再沸器E2310改用頂循做熱源。

本發(fā)明的基本原理是：

1、在催化裂化裝置和催化汽油選擇性加氫精制裝置間實施工藝集成，將原本孤立的兩套裝置變?yōu)槁?lián)合裝置；

2、利用催化主分餾塔的分離功能完成大部分的輕重汽油分離任務(wù)；

3、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)不再加工重汽油，大大降低了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量，同時所加工餾分變輕，更利于吸收和分離，更可騰出主分餾塔高品質(zhì)一中熱產(chǎn)3.5或1.0MPa蒸汽。

首先在催化裂化主分餾塔T2201新設(shè)重汽油側(cè)線抽出和重汽油汽提塔T2203；其次，塔頂輕質(zhì)粗汽油不進吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，改進分離塔T9101，分出的氣相進二級壓縮、輕汽油做吸收塔T2301吸收劑、較重質(zhì)汽油(相當于中汽油)則與汽提后的側(cè)線重汽油一起去加氫脫硫。由于進料變輕，T9101再沸可用1.0MPa蒸汽做熱源，而無需再沸爐。最后，經(jīng)穩(wěn)定塔脫除LPG組分后的穩(wěn)定汽油即輕汽油去預加氫和醚化。

縱觀全流程，一、加氫原料分離塔即T9101被嵌入了催化流程，不再孤立于催化工藝；二、重汽油始終未進吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，故吸收穩(wěn)定的處理量大幅降低，加工餾分大幅變輕，體現(xiàn)在解吸塔T2302則可用0.3MPa蒸汽而不是1.0MPa蒸汽做熱源，穩(wěn)定塔則可用頂循而不是一中做熱源，并熱負荷連同T9101的熱負荷均大大減少；三、重汽油跳過預加氫是可行的，因為預加氫只是淺度加氫，僅為降低≤75℃餾分油中的硫含量。

本發(fā)明相對于現(xiàn)有技術(shù)具有如下優(yōu)點及有益效果：

(1)汽油選擇性加氫精制裝置輕重汽油分離塔T9101單元和原料全餾分預加氫單元以及催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量均大幅減少、原料變輕，從而導致其分餾能耗減少、耗能能級降低。如T9101可用1.0MPa蒸汽做熱源、解吸塔可用0.3MPa蒸汽或頂循做熱源、穩(wěn)定塔可用頂循或1.0MPa蒸汽做熱源。

(2)由于下游耗能量減少和耗能品質(zhì)降低，催化主分餾塔高品質(zhì)一中熱過剩，可用于產(chǎn)3.5MPa或1.0MPa蒸汽；同時，重汽油改成了熱出料，不但有利于增加聯(lián)合工藝的熱輸出，還有利于減少下游催化重汽油加氫精制工藝的能耗。

(3)新流程沒有改變兩套裝置的原則工藝，故不對產(chǎn)品分布和產(chǎn)品質(zhì)量構(gòu)成影響。

(4)新流程具有更好的靈活性。如T9101塔底汽油可作為中汽油去專門的處理工藝。

附圖說明

圖1為現(xiàn)有技術(shù)(對比例)催化汽油選擇性加氫的工藝流程圖。

圖2為本發(fā)明實施例的一種催化裂化和催化汽油選擇性加氫聯(lián)合工藝的流程圖。

具體實施方式

下面結(jié)合實施例及附圖對本發(fā)明作進一步詳細的描述，但本發(fā)明的實施方式不限于此。

對比例

本對比例為現(xiàn)有技術(shù)中催化汽油選擇性加氫工藝，其工藝流程圖如圖1所示。以某140×10⁴t/a重油催化裂化裝置和與之配套的60×10⁴t/a催化汽油選擇性加氫精制裝置原料輕重汽油分離過程為例。

圖1中，來自提升管的反應(yīng)油氣進入主分餾塔T2201下部的人字擋板，通過分餾，塔頂油氣經(jīng)過E2203、E2204、E2205冷卻后，進入分液罐V2203，分出的油相為粗汽油(通過泵P2202)，去吸收塔T2301；水相經(jīng)冷卻后去凝縮油罐V2302；而氣體則進C2301/1、C2301/2二級壓縮，得到壓縮富氣，經(jīng)E2301、E2302冷卻，進凝縮油罐V2302。主分餾塔第15塊塔板抽出柴油，經(jīng)過柴油汽提塔T2202，得到產(chǎn)品柴油和貧油(通過泵P2205)。第32塊塔板抽出回煉油、塔底抽出產(chǎn)品油漿(部分通過泵P2209和換熱器E2202后作為循環(huán)油漿，部分通過泵P2210出裝置)。對應(yīng)地，頂循、一中、回煉油換熱器E2218、塔底循環(huán)油漿換熱器E2215分別取熱。

分液罐V2203抽出粗汽油(通過泵P2202)和穩(wěn)定塔T2304塔底的補充吸收劑進入吸收塔T2301的第一塊塔板，分液罐水相冷卻后通過泵P2211送至凝縮油罐V2302，凝縮油罐V2302頂部氣體進入吸收塔底部。吸收塔底液相冷卻后進凝縮油罐V2302(通過泵P2302)，塔頂貧氣進入再吸收塔T2303的塔底，塔中設(shè)置換熱器E2303、E2304換熱。

柴油汽提塔T2202的貧油進入再吸收塔T2303塔頂，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C₃組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣，塔底富吸收油返回主分餾塔T2201第14塊塔板。

凝縮油罐V2302底部液相進入解吸塔T2302(通過泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306用1.0MPa蒸汽做再沸熱源(解吸塔中部循環(huán)物料通過換熱器E2305換熱)，塔頂氣相冷卻后進凝縮油罐V2302，在塔底得到脫乙烷汽油送下游穩(wěn)定塔T2304(通過泵P2305)。

穩(wěn)定塔T2304塔頂?shù)玫絃PG餾分24.6t/h(依次通過換熱器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱器E2307、E2313冷卻后，部分送吸收塔做補充吸收劑、部分送選擇性汽油加氫裝置做原料(通過泵P2307)，塔底再沸器E2310用一中做熱源。

來自穩(wěn)定塔T2304塔底的穩(wěn)定汽油經(jīng)預加氫后，進輕重汽油分離塔T9101，再沸爐F9101做再沸熱源，實現(xiàn)輕汽油產(chǎn)出送醚化(通過泵P9103)，塔頂油氣通過換熱器E9101、分離罐D(zhuǎn)9104和泵P9103循環(huán)，塔底重汽油抽出去深度加氫。

其中，催化主分餾塔的操作情況是：來自提升管的反應(yīng)油氣206.7t/h、504.2℃進主分餾塔T2201(塔頂操作壓力0.186MPag)，通過分餾，得到壓縮富氣33.2t/h(1.1MPag、折19505Nm³/h)、粗汽油83.1t/h(初餾點-50℃、干點195℃)、產(chǎn)品柴油44t/h(干點360℃)、貧油20t/h、回煉油23t/h、產(chǎn)品油漿4.1t/h。對應(yīng)塔底循環(huán)油漿取熱21738.5kw，回煉油取熱0kw，一中取熱14263.9kw(流量420t/h、263.1℃抽出、213.1℃返塔)，頂循取熱17286.2kw(流量432.1t/h、148.1℃抽出、85.1℃返塔，其中，高于90℃熱量15914.3kw，理論可產(chǎn)65～95℃的熱水456.2t/h)，塔頂總冷卻負荷29434.5kw(其中，高于90℃熱量16251.7kw，理論可產(chǎn)65～95℃的熱水466.3t/h)。

吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作情況是：吸收塔T2301操作壓力1.04MPag，在被中間冷卻器取走熱量337kw后，向下游穩(wěn)定塔T2304輸送貧氣7284Nm3/h；解吸塔T2302塔頂壓力1.1MPag，對應(yīng)塔底溫度112℃、塔底回流返塔135℃、塔底再沸負荷7102.9kw(用約12t/h、1.0MPa蒸汽做再沸熱源)、中間再沸負荷2871kw(流量92t/h、55.7℃抽出、84.7℃返塔，用穩(wěn)定汽油二次做熱源)，在塔底得到脫乙烷汽油172.3t/h，送下游穩(wěn)定塔；再吸收塔T2303操作壓力1.01MPag，在來自主分餾塔貧油(20t/h、26.4℃)的作用下，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C3組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣6614Nm³/h；穩(wěn)定塔T2304塔頂壓力1.0MPag，對應(yīng)塔底溫度177.1℃、塔底回流返塔187.4℃，在消耗一中一次熱量14263.9kw后(對應(yīng)一中參數(shù)：流量420t/h、進口263.1℃、返回213.1℃)，從塔頂冷到LPG餾分24.6t/h、塔底得到穩(wěn)定汽油147.7t/h(初餾點50℃、干點195℃，其中63.1t/h送吸收塔做補充吸收劑、84.6t/h送選擇性汽油加氫裝置做原料)，塔頂冷卻負荷8590.9kw。

輕重汽油分離塔T9101的操作情況是：來自催化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的84.6t/h穩(wěn)定汽油經(jīng)預加氫后138.9℃進輕重汽油分離塔，對應(yīng)塔頂壓力0.7MPag、塔底溫度200℃、塔底回流返塔210℃，由再沸爐F9101提供有效熱負荷10911.2kw，實現(xiàn)塔頂15t/h輕汽油產(chǎn)出送醚化(干點75℃)，塔底69.6t/h重汽油抽出去深度加氫(初餾點72℃、干點195℃)，塔頂總冷卻負荷7503.9kw。

實施例

本實施例的一種催化裂化和催化汽油選擇性加氫聯(lián)合工藝，其工藝流程圖如圖2所示。相較于對比例流程實施了如下改進：

(1)適當加高催化裂化裝置的主分餾塔，在現(xiàn)有塔板上部增設(shè)1米規(guī)整填料TL(折3塊理論板)和相應(yīng)的下部集油箱JY；

(2)在主分餾塔新增填料下部增設(shè)重汽油側(cè)線抽出及重汽油汽提塔T2203；

(3)將原加氫工藝的輕重汽油分離塔T9101改為主分餾塔塔頂輕質(zhì)汽油分離塔，塔底分出的較重質(zhì)汽油(實為中汽油)與經(jīng)T2203汽提后的重汽油一起送加氫，塔頂輕汽油則做吸收劑送吸收塔T2301，塔頂氣進二級壓縮C2301/2；

(4)穩(wěn)定塔T2304塔底產(chǎn)品輕汽油直接去預加氫和醚化；

(5)穩(wěn)定塔T2304改用頂循一次做熱源，解吸塔T2302改用0.3MPa蒸汽做熱源，輕重汽油分離塔T9101改用1.0MPa蒸汽做熱源，一中一次改產(chǎn)3.5MPa蒸汽。

具體工藝流程如下：

來自提升管的反應(yīng)油氣進入主分餾塔T2201(塔中數(shù)字表示塔板層數(shù))下部的人字擋板，通過分餾，塔頂油氣經(jīng)過E2204、E2205冷卻，進入分液罐V2203，分出的油相為輕質(zhì)粗汽油，去輕重汽油分離塔T9101(通過泵P2202)；水相經(jīng)冷卻后去凝縮油罐V2302(通過泵P2211)；而氣體則進C2301/1壓縮，經(jīng)冷卻后，進分液罐V2301，分出氣體經(jīng)C2301/2壓縮，經(jīng)E2301、E2302冷卻后，到凝縮油罐V2302。主分餾塔新增填料TL下部集油箱JY抽出重汽油，經(jīng)過重汽油汽提塔T2203，得到側(cè)線重汽油去加氫。主分餾塔第15塊塔板抽出柴油，經(jīng)過柴油汽提塔T2202，得到產(chǎn)品貧油和柴油(經(jīng)泵P2205出裝置)。第32塊板抽出回煉油、塔底抽出產(chǎn)品油漿(部分通過泵P2209和換熱器E2202后作為循環(huán)油漿，部分通過泵P2210出裝置)。對應(yīng)地，頂循、一中、回煉油換熱器E2218、塔底循環(huán)油漿換熱器E2215分別取熱。

輕重汽油分離塔T9101，塔頂分出的氣相經(jīng)換熱器E9101和分離罐D(zhuǎn)9104后進二級壓縮C2301/2，經(jīng)E2301、E2302冷卻后到凝縮油罐V2302、塔頂分出輕汽油及分離罐D(zhuǎn)9104分離的輕汽油(通過泵P9102AB)做吸收塔T2301吸收劑、塔底分出的較重質(zhì)汽油(相當于中汽油)則與汽提后的側(cè)線重汽油一起去加氫脫硫。此外，輕重汽油分離塔再沸熱源改用1.0MPa蒸汽。

T9101塔頂?shù)妮p汽油和穩(wěn)定塔T2304塔底的補充吸收劑進入吸收塔T2301的第一塊塔板，凝縮油罐V2302頂部氣體進入吸收塔底部。吸收塔底液相冷卻后進凝縮油罐V2302(通過泵P2302)，塔頂貧氣進入再吸收塔T2303的塔底，塔中設(shè)置換熱器E2303、E2304換熱。

柴油汽提塔T2202的貧油進入再吸收塔T2303塔頂，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C₃組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣，塔底富吸收油返回主分餾塔T2201第14塊塔板。

凝縮油罐V2302底部液相進入解吸塔T2302(通過泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306改用0.3MPa蒸汽做再沸熱源(解吸塔中部循環(huán)物料通過換熱器E2305換熱)，塔頂氣相冷卻后進凝縮油罐V2302，在塔底得到脫乙烷汽油送下游穩(wěn)定塔T2304(通過泵P2305AB和換熱器E2307)。

穩(wěn)定塔T2304塔頂?shù)玫絃PG餾分(依次通過換熱器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱器E2307、E2313冷卻后，部分送吸收塔做補充吸收劑、部分送選擇性汽油加氫裝置做原料(通過泵P2307)，塔底再沸器E2310改用頂循做熱源。

催化主分餾塔的操作情況是：來自提升管的反應(yīng)油氣206.7t/h、504.2℃進主分餾塔T2201(塔頂操作壓力0.186MPag)，通過分餾，得到壓縮富氣33.8t/h(1.1MPag、19696Nm³/h)、輕質(zhì)汽油38.2t/h(初餾點-62℃、干點123℃)、重汽油(共47.9t/h，干點195℃)產(chǎn)品柴油44t/h(干點360℃)、貧油20t/h、回煉油23t/h、產(chǎn)品油漿4.1t/h。對應(yīng)塔底循環(huán)油漿取熱21738.5kw，回煉油取熱0kw，一中取熱5812.5kw(流量275.8t/h、275.5℃抽出、250℃返塔)，頂循取熱6975kw(流量775.4t/h、165.7℃抽出、150℃返塔)，塔頂總冷卻負荷43158kw。

輕質(zhì)汽油分離塔T9101的操作情況是：對應(yīng)塔頂壓力0.4MPag、塔底溫度150℃、塔底回流返塔151℃，由1.0MPa蒸汽(10.5t/h)提供有效熱負荷6197kw，塔頂15t/h輕汽油產(chǎn)出送吸收穩(wěn)定系統(tǒng)(干點75℃)，塔底21.7t/h較重質(zhì)汽油則與汽提后的重汽油去深度加氫(69.6t/h，初餾點72℃、干點195℃)，塔頂總冷卻負荷4665.7kw。

吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作情況是：吸收塔T2301操作壓力1.04MPag，在被中間冷卻器取走熱量306kw后，向下游穩(wěn)定塔T2304輸送貧氣7632Nm³/h；解吸塔T2302塔頂壓力1.1MPag，對應(yīng)塔底溫度97℃、塔底回流返塔107℃、塔底再沸負荷2893kw(用4t/h、0.3MPa蒸汽做再沸熱源)、中間再沸負荷4069kw(流量155.8t/h、71℃抽出、85℃返塔，熱水做熱源)，在塔底得到脫乙烷汽油130t/h，送下游穩(wěn)定塔；再吸收塔T2303操作壓力1.01MPag，在來自主分餾塔貧油(20t/h、26.4℃)的作用下，進一步脫凈來自吸收塔貧氣中的≥C₃組分，在塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品干氣6368Nm³/h；穩(wěn)定塔T2304塔頂壓力1.0MPag，對應(yīng)塔底溫度132.5℃、塔底回流返塔133.8℃，塔底再沸負荷6172kw后(頂循一次提供，165.7℃～152℃)，從塔頂冷到LPG餾分25t/h、塔底得到穩(wěn)定汽油105t/h(初餾點50℃、干點75℃，其中90t/h送吸收塔做補充吸收劑、15t/h送醚化)，塔頂冷卻負荷7945kw。

表1列出了對比例和實施例的主要操作和耗能情況。

表1對比例和實施例的主要操作和耗能情況

從表1可以看出，相較于對比例，實施例能耗方面主要有以下變化：

1)吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量大幅降低，進吸收塔的粗汽油量從83.1t/h下降到15t/h(但壓縮富氣量從33.2t/h小幅增加到33.8t/h)；

2)一中返塔溫度從213.1℃提高到250℃，說明一中能級提高；又由于無需做穩(wěn)定塔再沸熱源，故可產(chǎn)3.5或1.0MPa蒸汽約8.8t/h；鑒于油漿取熱沒有變化，說明主分餾塔系統(tǒng)將凈增3.5或1.0MPa蒸汽產(chǎn)量8.8t/h；

3)穩(wěn)定塔塔底溫度降低(塔底132.5℃、底回流返塔133.8℃)、再沸負荷減少(降幅56.73％)，可改用1.0MPa蒸汽或頂循一次(165.7℃～152℃)做熱源，而騰出一中熱產(chǎn)蒸汽；

4)解吸塔塔底溫度降低(塔底97℃、底回流返塔107℃)、再沸負荷減少(降幅59.27％)，可棄1.0MPa蒸汽而改用0.3MPa蒸汽或頂循做熱源(對應(yīng)中間再沸器則可用熱水做熱源)；

5)T9101塔底溫度降低(塔底150℃、底回流返塔151℃)、再沸負荷減少(降幅43.21％)，可停再沸爐而改用1.0MPa蒸汽(約10.5t/h)做熱源(原再沸爐耗標準燃料油約1100kg/h)；

6)重汽油(實際包括中汽油)實現(xiàn)了4924kw的熱輸出；

7)富氣壓縮機軸功率增加477kw?？偫鋮s負荷增加26566.1kw，主因是主分餾塔塔頂溫度降低、冷回流量增加。

綜合計算實施例比對比例能耗降低48.09％。

上述實施例為本發(fā)明較佳的實施方式，但本發(fā)明的實施方式并不受上述實施例的限制，其它的任何未背離本發(fā)明的精神實質(zhì)與原理下所作的改變、修飾、替代、組合、簡化，均應(yīng)為等效的置換方式，都包含在本發(fā)明的保護范圍之內(nèi)。