加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统及方法 |
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| 申请号 | CN201910823673.X | 申请日 | 2019-09-02 | 公开(公告)号 | CN110511784B | 公开(公告)日 | 2021-09-28 |
| 申请人 | 上海优华系统集成技术股份有限公司; 广州优华过程技术有限公司; | 发明人 | 刘吉顺; 阮慧娟; 王弘一; 陆前程; 余金森; | ||||
| 摘要 | 本 发明 提供了一种加氢裂化 分馏 塔尾油热量利用系统及方法，所述系统包括进料分液罐、加热炉进料换热器、加热炉和 分馏塔 ，所述进料分液罐的液相出料口经所述加热炉进料换热器的第一通道后与所述加热炉的进料口相连接，所述加热炉的出料口与所述分馏塔的液相进料口相连接，所述分馏塔的尾油出口与所述加热炉进料换热器的第二通道入口相连接，以使得所述分馏塔的尾油与所述进料分液罐的液相出料在所述加热炉进料换热器处热交换。本发明提供了一种对分馏塔尾油热量进行有效利用的方案，利用分馏塔尾油与分馏塔进料进行换热，充分利用分馏塔尾油的热量，并且减少进料的加热炉 燃料 气消耗。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统，其特征在于，所述系统包括进料分液罐(1)、加热炉进料换热器(3)、加热炉(4)和分馏塔(5)，所述进料分液罐(1)的液相出料口经所述加热炉进料换热器(3)的第一通道后与所述加热炉(4)的进料口相连接，所述加热炉(4)的出料口与所述分馏塔(5)的液相进料口相连接，所述分馏塔(5)的尾油出口与所述加热炉进料换热器(3)的第二通道入口相连接，以使得所述分馏塔(5)的尾油与所述进料分液罐(1)的液相出料在所述加热炉进料换热器(3)处热交换； |
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| 说明书全文 | 加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统及方法技术领域背景技术[0003] 加氢裂化装置主要包括反应单元和分馏单元两部分，其中分馏单元由汽提塔和分馏塔组成，分馏塔进料由汽提塔塔底物流换热至260～290℃，经分馏塔进料闪蒸罐气液分离，气相直接进入分馏塔，而液相由分馏塔进料加热炉加热后进分馏塔，分馏塔分别产出石脑油、煤油、柴油和加氢尾油，其中310～350℃的加裂尾油先作航煤汽提塔塔底再沸器热源，然后分两路，一路经蒸汽发生器回收热量后，直接热出料至催化，另一路作循环油。 [0004] 然而，在现有的工艺流程中，加氢尾油温位较高，热量利用存在以下问题：一是航煤汽提塔再沸器的物流温度210～240℃，采用310～350℃的加氢尾油作热源，传热温差较大， 损失较大；二是加氢尾油经航煤汽提塔再沸器换热至290～320℃，由蒸汽发生器产生低压蒸汽，加氢尾油温位较高，属于高质低用，热量利用不合理。 发明内容[0006] 本发明实施例提供一种加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统，所述系统包括进料分液罐、加热炉进料换热器、加热炉和分馏塔，所述进料分液罐的液相出料口经所述加热炉进料换热器的第一通道后与所述加热炉的进料口相连接，所述加热炉的出料口与所述分馏塔的液相进料口相连接，所述分馏塔的尾油出口与所述加热炉进料换热器的第二通道入口相连接，以使得所述分馏塔的尾油与所述进料分液罐的液相出料在所述加热炉进料换热器处热交换。 [0007] 可选地，所述分馏塔的尾油出口经一个三通调节阀后与所述加热炉进料换热器的第二通道入口相连接。 [0008] 可选地，所述系统还包括航煤汽提塔再沸器，所述航煤汽提塔再沸器的热源入口与所述加热炉进料换热器的第二通道出口相连接。 [0009] 可选地，所述系统还包括蒸汽发生器，所述航煤汽提塔再沸器的第一热源出口与所述蒸汽发生器的进料口相连接，所述蒸汽发生器的出料用作催化，所述航煤汽提塔再沸器的第二热源出口的出料用作循环尾油。 [0010] 可选地，所述进料分液罐的气相出料口与所述分馏塔的气相进料口相连接。 [0011] 可选地，所述进料分液罐的液相出料口经一进料泵后与所述加热炉进料换热器的第一通道入口相连接。 [0012] 可选地，所述分馏塔的尾油出口经一尾油泵后与所述加热炉进料换热器的第二通道入口相连接。 [0013] 本发明实施例还提供一种加氢裂化分馏塔尾油热量利用方法，采用所述的加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统，所述方法包括如下步骤： [0014] 使分馏塔进料进入进料分液罐进行气液分离，得到液相进料； [0015] 使液相进料进入所述加热炉进料换热器的第一通道，与第二通道中的尾油进行热交换； [0016] 使热交换后的液相进料经加热炉加热后，进入所述分馏塔的液相进料口； [0017] 使所述分馏塔的尾油进入所述加热炉进料换热器的第二通道，以与所述第一通道中的液相进料进行热交换。 [0018] 可选地，使所述分馏塔的尾油经一三通调节阀后进入所述加热炉进料换热器的第二通道，通过调节所述三通调节阀的开度调节所述分馏塔的尾油与所述液相进料的换热量。 [0019] 可选地，所述系统还包括航煤汽提塔再沸器和蒸汽发生器； [0020] 所述方法还包括如下步骤： [0021] 使所述分馏塔的尾油经过所述加热炉进料换热器的第二通道之后，进入所述航煤汽提塔再沸器用作热源； [0022] 使所述分馏塔的尾油从所述航煤汽提塔再沸器的第一热源出口进入蒸汽发生器用作发生蒸汽，再经所述蒸汽发生器的出料口用作催化； [0023] 使所述分馏塔的尾油经所述航煤汽提塔再沸器的第二热源出口用作循环尾油。 [0024] 应当理解的是，以上的一般描述和后文的细节描述仅是示例性和解释性的，并不能限制本发明的保护范围。 [0025] 本发明所提供的加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统及方法具有下列优点： [0026] 本发明提供了一种对加氢裂化分馏塔的尾油热量进行利用的方案，利用分馏塔尾油与分馏塔进料进行换热，充分利用分馏塔尾油的热量，分馏塔进料在进入加热炉加热前温度可提高5～20℃，从而减少加热炉燃料气消耗；分馏塔尾油与分馏塔进料换热后，蒸汽发生器的热量减少，降低了加氢裂化装置内蒸汽产汽量，分馏塔尾油热量直接转移至工艺介质，减少了高品位燃料的消耗，提高了尾油热量利用效率，可明显提高加氢裂化装置的经济效益。附图说明 [0027] 通过阅读参照以下附图对非限制性实施例所作的详细描述，本发明的其它特征、目的和优点将会变得更明显。 [0028] 图1是本发明一实施例的加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统的结构示意图； [0029] 图2是本发明一实施例的加氢裂化分馏塔尾油热量利用方法的流程图。 [0030] 附图标记： [0031] 1 进料分液罐 [0032] 2 进料泵 [0033] 3 加热炉进料换热器 [0034] 4 加热炉 [0035] 5 分馏塔 [0036] 6 尾油泵 [0037] 7 航煤汽提塔再沸器 [0038] 8 蒸汽发生器 具体实施方式[0039] 现在将参考附图更全面地描述示例实施方式。然而，示例实施方式能够以多种形式实施，且不应被理解为限于在此阐述的范例；相反，提供这些实施方式使得本公开将更加全面和完整，并将示例实施方式的构思全面地传达给本领域的技术人员。所描述的特征、结构或特性可以以任何合适的方式结合在一个或更多实施方式中。 [0040] 此外，附图仅为本公开的示意性图解，并非一定是按比例绘制。图中相同的附图标记表示相同或类似的部分，因而将省略对它们的重复描述。 [0041] 如图1所示，为了解决上述技术问题，本发明实施例提供一种加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统，所述系统包括进料分液罐1、加热炉进料换热器3、加热炉4和分馏塔5，进料分液罐1用于对沿图1中S1路径输入的分馏塔进料进行气液分离，得到气相进料和液相进料，其中所述气相进料直接进入分馏塔5的气相进料口，所述液相进料依次经过所述加热炉进料换热器3和所述加热炉4之后，进入所述分馏塔5的液相进料口，所述分馏塔5分半产出石脑油、煤油、柴油和加氢尾油。由于加氢尾油的温度比较高，一般在310～350℃，将分馏塔5的尾油也输入到加热炉进料换热器3中，与经过加热炉4加热前的液相进料进行热交换，提高液相进料的温度。 [0042] 具体地，所述进料分液罐1的液相出料口与所述加热炉进料换热器3 的第一通道入口相连接，所述加热炉进料换热器3的第一通道出口与所述加热炉4的进料口相连接，所述加热炉4的出料口与所述分馏塔5的液相进料口相连接，所述分馏塔5的尾油出口与所述加热炉进料换热器3 的第二通道入口相连接，以使得在所述加热炉进料换热器3的第二通道中的310～350℃的尾油与第一通道中的260～290℃液相出料进行热交换，液相进料在采用加热炉4加热之前即可以将温度提高5～20℃，从而减少了加热炉燃料气消耗。 [0043] 在该实施例中，所述分馏塔5的尾油出口经一个三通调节阀后与所述加热炉进料换热器3的第二通道入口相连接，通过调节三通调节阀的开度可以调节分馏塔5的尾油与液相进料之间的换热量，使得装置操作更加灵活。 [0044] 如图1所示，在该实施例中，所述加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统还包括航煤汽提塔再沸器7，所述航煤汽提塔再沸器7的热源入口与所述加热炉进料换热器3的第二通道出口相连接。所述分馏塔5的尾油经过所述加热炉进料换热器3的第二通道后再作为航煤汽提塔再沸器7的热源。因此，分馏塔5的尾油通过在加热炉进料换热器3处进行了换热降温，降低了在尾油作为航煤汽提塔再沸器7的热源时尾油与航煤汽提塔再沸器塔底物流的换热温差，减少了热量 损，有利于热量梯级利用。 [0045] 如图1所示，在该实施例中，所述加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统还包括蒸汽发生器8，所述航煤汽提塔再沸器7的第一热源出口与所述蒸汽发生器8的进料口相连接，所述分馏塔5的尾油在所述蒸汽发生器8 中降温后沿图1中路径S2输出至加氢裂化装置的反应单元用作催化，所述航煤汽提塔再沸器7的第二热源出口的出料沿图1中路径S3用作循环尾油。分馏塔5的尾油通过在加热炉进料换热器3处进行了换热降温后，尾油输送到催化的热量也会减少，可以降低蒸汽发生器的产汽量，减少了加氢裂化装置内产生的热量，热量直接转移至工艺介质，减少了高品位燃料的消耗。此处催化指的是加氢裂化装置的反应单元中的催化。 [0046] 在该实施例中，所述进料分液罐1的液相出料口经一进料泵2后与所述加热炉进料换热器3的第一通道入口相连接。所述分馏塔5的尾油出口经一尾油泵6后与所述加热炉进料换热器3的第二通道入口相连接。 [0047] 如图2所示，本发明实施例还提供一种加氢裂化分馏塔尾油热量利用方法，采用所述的加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统，所述方法包括如下步骤： [0048] S100：使分馏塔进料进入进料分液罐1进行气液分离，得到液相进料； [0049] S200：使液相进料进入所述加热炉进料换热器3的第一通道，与第二通道中的尾油进行热交换； [0050] S300：使热交换后的液相进料经加热炉4加热后，进入所述分馏塔5 的液相进料口； [0051] S400：使所述分馏塔5的尾油进入所述加热炉进料换热器3的第二通道，以与所述第一通道中的液相进料进行热交换。 [0052] 具体地，在步骤S100中，分馏塔进料进入进料分液罐1中后，气液分离得到液相进料和气相进料，气相进料直接进入分馏塔5的气相进料口。而液相进料依次经过步骤S200中的加热炉进料换热器3和步骤S300 中的加热炉4后进入分馏塔5的液相进料口。 [0053] 在该实施例中，使所述分馏塔5的尾油经一三通调节阀后进入所述加热炉进料换热器3的第二通道，通过调节所述三通调节阀的开度调节所述分馏塔5的尾油与所述液相进料的换热量，使得装置操作更加灵活。 [0054] 在该实施例中，对应于图1，所述加氢裂化分馏塔尾油热量利用系统还包括航煤汽提塔再沸器7和蒸汽发生器8。所述加氢裂化分馏塔尾油热量利用方法还包括如下步骤： [0055] 使所述分馏塔5的尾油经过所述加热炉进料换热器3的第二通道之后，进入所述航煤汽提塔再沸器7用作热源； [0056] 使所述分馏塔5的尾油从所述航煤汽提塔再沸器7的第一热源出口进入蒸汽发生器8用作发生蒸汽，再经所述蒸汽发生器8的出料口用作催化； [0057] 使所述分馏塔5的尾油经所述航煤汽提塔再沸器7的第二热源出口用作循环尾油。 [0058] 因此，分馏塔5的尾油通过在加热炉进料换热器3处进行了换热降温，降低了在尾油作为航煤汽提塔再沸器7的热源时尾油与航煤汽提塔再沸器塔底物流的换热温差，减少了热量 损，有利于热量梯级利用；进一步地，分馏塔5的尾油通过在加热炉进料换热器3处进行了换热降温后，尾油输送到催化的热量也会减少，可以降低蒸汽发生器的产汽量，减少了加氢裂化装置内产生的热量，热量直接转移至工艺介质，减少了高品位燃料的消耗。此处催化指的是加氢裂化装置的反应单元中的催化，从而提高了加氢裂化装置的经济效益。 [0060] 进一步地，本发明列举实施例如下。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。 [0061] 实施例1 [0062] 以某炼油厂260万吨/年加氢裂化装置为例，按分馏塔进料加热炉前温度升高9℃、尾油至催化和循环比例为100:0的工况进行分析，说明本发明分馏塔尾油热量利用方法。 [0063] 优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化如下表1所示。 [0064] 表1实施例1优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化[0065] 物流/塔 进料加热炉热负荷，kW 蒸汽发生器热负荷，kW改造前 40335 15425 改造后 37281 12371 变化量 3054 3054 变化率 7.6％ 19.8％ [0066] 优化前后加氢裂化装置的效益对比如下表2所示。 [0067] 表2实施例1优化后效益 [0068] [0070] 由上表1和表2可知，实施例1中减少进料加热炉热负荷3054kW，减少蒸汽产汽负荷3054kW，燃料气节省量按3054kW计算为0.73t/h，少产蒸汽4.7t/h，节省除氧水4.7t/h，年效益1612.1万元/年。 [0071] 实施例2 [0072] 以某炼油厂260万吨/年加氢裂化装置为例，按分馏塔进料加热炉前温度升高9℃、尾油至催化和循环比例为50:50的工况进行分析，说明本发明加裂尾油热量利用方法。 [0073] 优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化如下表3所示。 [0074] 表3实施例2优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化[0075] [0076] 优化前后加氢裂化装置的效益对比如下表4所示。 [0077] 表4实施例2优化后效益 [0078] [0079] 注：按天然气标准热值4.186MJ/kg，年操作时间8400h计算。 [0080] 由上表3和表4可知，实施例2中减少进料加热炉热负荷3054kW，减少蒸汽产汽负荷1527kW，燃料气节省量按1527kW计算为0.36t/h，少产蒸汽2.35t/h，节省除氧水2.35t/h，年效益806.1万元/年。 [0081] 实施例3 [0082] 以某炼油厂260万吨/年加氢裂化装置为例，按分馏塔进料加热炉前温度升高9℃、尾油至催化和循环比例为20％：80％的工况进行分析，说明本发明加裂尾油热量利用方法。 [0083] 优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化如下表5所示。 [0084] 表5实施例3优化前后分馏塔进料加热炉和蒸汽发生器的热负荷变化[0085]物流/塔 进料加热炉热负荷，kW 蒸汽发生器热负荷，kW 改造前 34767 3294 改造后 31713 2646 变化量 3054 648 变化率 8.8 19.7 [0086] 优化前后加氢裂化装置的效益对比如下表6所示。 [0087] 表6实施例3优化后效益 [0088] [0089] 注：按天然气标准热值4.186MJ/kg，年操作时间8400h计算。 [0090] 由上表5和表6可知，实施例3中减少进料加热炉热负荷3054kW，减少蒸汽产汽负荷648kW，燃料气节省量按648kW计算为0.15t/h，少产蒸汽1t/h，节省除氧水1t/h，年效益 342.1万元/年。 [0091] 由实施例1～3可知，采用本发明的工艺，可以节省高品位的燃料气，减少装置内低品位蒸汽的产汽量同时减少除氧水的消耗量，按实施例1～3 操作，年效益分别增加1612.1、806.1和342.1万元/年，具有明显的经济效益。 [0092] 综上所述，与现有技术相比，本发明提供了一种对加氢裂化分馏塔的尾油热量进行利用的方案，利用分馏塔尾油与分馏塔进料进行换热，充分利用分馏塔尾油的热量，分馏塔进料在进入加热炉加热前温度可提高 5～20℃，从而减少加热炉燃料气消耗；分馏塔尾油与分馏塔进料换热后，蒸汽发生器的热量减少，降低了加氢裂化装置内蒸汽产汽量，分馏塔尾油热量直接转移至工艺介质，减少了高品位燃料的消耗，提高了尾油热量利用效率，可明显提高加氢裂化装置的经济效益。 [0093] 以上内容是结合具体的优选实施方式对本发明所作的进一步详细说明，不能认定本发明的具体实施只局限于这些说明。对于本发明所属技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干简单推演或替换，都应当视为属于本发明的保护范围。 |
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