塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的装置及方法

摘要

本发明公开了一种塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的装置及方法，在该装置中，第一换热器与脱重塔相连接，稳定汽油经第一换热器进入脱重塔；脱重塔的塔顶管线与第二换热器相连，第二换热器通过管线与回流罐相连接，塔顶的轻组分经塔顶管线并在第二换热器中发生热交换冷却后进入回流罐，一部分轻组分经第一出料泵回流至脱重塔塔顶，其余部分作为产品输出；脱重塔精馏段侧线和/或提馏段侧线依次与第三换热器、第一换热器相连接，根据测温点的温度变化控制从精馏段液相和/或提馏段汽相抽取汽油调和组分的流量，抽出汽油调和组分经第三换热器、第一换热器换热冷却后输出；脱重塔的塔底设置有第二出料泵，脱除的重组分经第二出料泵输出。

说明书

技术领域

本发明涉及炼油和石油化工领域，具体而言，涉及一种塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的装置及方法。

背景技术

汽油干点是车用汽油国家标准中重要的控制指标，目前国家标准GB17930-2006中指标为不大于205℃。现有生产装置普遍采用的是多塔逐级切割的方法，图1为现有技术中采用双塔控制汽油调和组分干点的流程示意图，在图1中，101为脱轻塔，102为脱重塔，103、104为冷换设备，105、106为回流罐，107、108为加热设备，109、110、111、112为泵，箭头A1为稳定汽油，箭头A2为轻组分(包括石脑油或其它产品)，箭头A3为汽油调和组分，箭头A4为重组分。如图1所示，对稳定后的汽油在一个塔中脱除轻组分完成对汽油蒸汽压的要求(如果生产C8芳烃，则从塔顶分出C8芳烃)，再用另一个塔脱除重组分，脱重塔顶汽油调和组分满足干点要求。

然而，现有技术采用多塔进行脱除导致能耗较高、占地面积较大、投资较高等问题。

发明内容

本发明提供一种塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的装置及方法，用以克服现有技术采用多塔进行脱除导致能耗较高、占地面积较大、投资较高等问题。

为达到上述目的，本发明提供了一种塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的装置，包括：脱重塔、第一换热器、第二换热器、第三换热器和回流罐，其中

第一换热器与脱重塔相连接，稳定汽油经第一换热器加热后进入脱重塔；

脱重塔的塔顶管线与第二换热器相连接，第二换热器通过管线与回流罐相连接，回流罐与第一出料泵相连接，塔顶的轻组分经塔顶管线并在第二换热器中发生热交换冷却后进入回流罐，冷却后的一部分轻组分经第一出料泵回流至脱重塔塔顶，其余部分作为产品输出；

脱重塔精馏段侧线和/或提馏段侧线依次与第三换热器、第一换热器相连接，精馏段侧线抽出板和/或提馏段侧线抽出板上设置有测温点，根据测温点的温度变化控制从精馏段液相和/或提馏段汽相抽取汽油调和组分的流量，抽出汽油调和组分经第三换热器、第一换热器换热冷却后输出；

脱重塔的塔底设置有第二出料泵，脱除的重组分经第二出料泵输出。

进一步地，塔顶管线上连接有一条或多条管线，一条或多条管线经用热设备后与回流罐前的塔顶管线相连。

进一步地，第二换热器和第三换热器分别通入冷媒介质。

进一步地，脱重塔的塔顶压力为0.05～15.0MPaG，塔顶温度为150～280℃。

进一步地，上述装置还包括：

其它供热设备，连接在第二出料泵的输出管线与脱重塔的塔底之间，将一部分重组分加热后作为热源输送至脱重塔。

为达到上述目的，本发明还提供了一种塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的方法，该方法包括以下步骤：

将稳定汽油经第一换热器加热后送入脱重塔，其中第一换热器与脱重塔相连接；

将塔顶的轻组分经塔顶管线并在第二换热器中发生热交换冷却后送入回流罐，冷却后的一部分轻组分经第一出料泵回流至脱重塔塔顶，其余部分作为产品输出，其中脱重塔的塔顶管线与第二换热器相连接，第二换热器与回流罐相连接，回流罐与第一出料泵相连接；

根据精馏段侧线抽出板和/或提馏段侧线抽出板上测温点的温度变化控制从精馏段液相和/或提馏段汽相抽取汽油调和组分的流量，抽出汽油调和组分经第三换热器、第一换热器换热冷却后输出，其中脱重塔精馏段侧线和/或提馏段侧线依次与第三换热器、第一换热器相连接；

将脱除的重组分经设置在脱重塔塔底的第二出料泵输出。

进一步地，塔顶管线上连接有一条或多条管线，一条或多条管线经用热设备后与回流罐前的塔顶管线相连。

进一步地，第二换热器和第三换热器分别通入冷媒介质。

进一步地，脱重塔的塔顶压力为0.05～15.0MPaG，塔顶温度为150～280℃。

进一步地，上述方法还包括以下步骤：

将一部分重组分经连接在第二出料泵的输出管线与脱重塔的塔底之间的供热设备加热后作为热源输送至脱重塔。

在上述实施例中，通过单塔控制汽油调和组分干点，设备所占地面积较小、投资较少，同时通过充分利用各组分携带的热能，降低了装置的能耗，并且根据侧线抽出板上设置的测温点检测的抽出板温度变化控制抽出汽油调和组分干点，汽油调和组分收率较高。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为现有技术中采用双塔控制汽油调和组分干点的流程示意图；

图2为本发明一实施例的塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的流程示意图。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

图2为本发明一实施例的塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的流程示意图。如图2所示，该装置包括：脱重塔201、第一换热器202、第二换热器203、第三换热器205和回流罐204，其中

第一换热器202与脱重塔201相连接，稳定汽油经第一换热器202加热后进入脱重塔201；

脱重塔201的塔顶管线与第二换热器203相连接，第二换热器203与回流罐204相连接，回流罐204与第一出料泵208相连接，塔顶的轻组分经塔顶管线并在第二换热器203中发生热交换冷却后进入回流罐204，冷却后的一部分轻组分经第一出料泵208后回流至脱重塔201塔顶，其余部分作为产品输出；

脱重塔精馏段侧线(根据脱重塔中汽油调和组分的分布情况选择是否设置)和/或提馏段侧线依次与第三换热器205、第一换热器202相连接，精馏段侧线抽出板和/或提馏段侧线抽出板上设置有测温点，根据测温点的温度变化控制从精馏段液相和/或提馏段汽相抽取汽油调和组分的流量，抽出汽油调和组分经第三换热器205、第一换热器202换热冷却后输出；

脱重塔201的塔底设置有第二出料泵207，脱除的重组分经第二出料泵207输出。

在图2中，箭头B1为稳定汽油，箭头B2为第三换热器换热产生的蒸汽，箭头B3为脱氧水，箭头B6为第二换热器换热产生的蒸汽，箭头B7为脱氧水，箭头B10为轻组分，箭头B11为重组分，箭头B12为汽油调和组分。

在上述实施例中，通过单塔控制汽油调和组分干点，设备所占地面积较小、投资较少，同时通过充分利用各组分携带的热能，降低了装置的能耗，并且根据侧线抽出板上设置的测温点检测的抽出板温度变化控制抽出汽油调和组分干点，汽油调和组分收率较高。

例如，为充分利用塔顶流出的轻组分携带的热能，塔顶管线上连接有一条或多条管线，一条或多条管线经用热设备后与回流罐前的塔顶管线相连，将轻组分携带的热能作为其它设备的热源和产生低压蒸汽，达到节能目的。如图2中箭头B4指示去往用热设备1，箭头B5指示去往用热设备2，箭头B8、B9指示由用热设备1、2返回塔顶管线。

例如，第二换热器和第三换热器分别通入冷媒介质(如除氧水)，以发生蒸汽。

为保证塔顶物流的品质要求，可以根据不同的馏分切割要求或塔顶产品要求，选择不同的温度、压力控制方案，例如，脱重塔的塔顶压力可以为0.05～15.0MPaG，塔顶温度为150～280℃。

连续催化重整富含C8芳烃和重芳烃组分的汽油组分，干点不满足国标要求，可以应用本发明生产合格的汽油调和组分。下面列举实例对本发明所提供的技术予进一步说明，但并不因此而限制本发明。

连续催化重整装置富含C8芳烃和重芳烃组分的汽油组分，需要生产满足国家标准要求的汽油调和组分，塔顶生产C8芳烃，提馏段侧线汽相抽出汽油调和组分，塔底为脱除的影响汽油干点的重芳烃组分。当用于处理连续催化重整装置富含C8芳烃和重芳烃组分物流时，脱重塔操作条件可设计在塔顶压力0.05～15.0MPaG和塔顶温度150～280℃范围内。现以实例说明，脱重塔进料物流组成如表1。

表1

  原料组分  组成(wt％)  甲苯  0.18  C8烷烃  0.01  C8芳烃  49.87  C9烷烃  0.05  C9芳烃  37.11  C9环烷  0.15  C10芳烃  12.09  C11芳烃  0.34  C12+  0.20  合计  100.00

需要完成的物料平衡分离任务如表2所示，生产出合格的C8芳烃和汽油调和组分。

表2

 进料  流量(kg/hr)  产品  流量(kg/hr) 重整C8+组分  121104.20  C8芳烃  59625.00  汽油调和组分  60995.50  重芳烃  483.70 合计  121104.20  合计  121104.20

采用本发明方法处理表1组成原料，完成表2要求时，脱重塔的工艺条件为：进料量121104.2kg/hr，塔顶操作压力0.526MPaG，塔顶温度224.10℃，塔顶C8芳烃流量59625kg/hr，汽油调和组分自第91层板(共101层塔盘，自上向下编号)上方汽相抽出，抽出汽油调和组分流量60995.5kg/hr，干点199.64℃。

而采用传统流程处理表1组成原料，完成表2要求时，需要两个塔，C8芳烃塔(即脱轻塔，共计94层塔板)和脱重塔(共计38层塔板)。原料首先进入C8芳烃塔，塔顶得到C8芳烃，塔底物流干点206.3℃超出国标要求，作为脱重塔进料；脱重塔顶得到合格的汽油调和组分，塔底为影响汽油干点的重芳烃组分。C8芳烃塔进料量121104.2kg/hr，塔顶操作压力0.526MPaG，塔顶温度224.10℃，塔顶C8芳烃流量59625kg/hr；脱重塔顶操作压力0.13MPaG，塔顶温度217.40℃，顶汽油调和组分流量60995.5kg/hr，干点199.32℃。

上述两种流程对比情况如表3所示：

表3

例如，上述装置还包括：加热炉206，连接在第二出料泵207的输出管线与脱重塔201的塔底之间，将一部分重芳烃组分加热后作为热源输送至脱重塔。

以下为塔侧线汽相抽出控制汽油调和组分干点的方法，包括以下步骤：

将稳定汽油经第一换热器加热后送入脱重塔，其中第一换热器与脱重塔相连接；

将塔顶的轻组分经塔顶管线并在第二换热器中发生热交换冷却后送入回流罐，冷却后的一部分轻组分经第一出料泵回流至脱重塔塔顶，其余部分作为产品输出，其中脱重塔的塔顶管线与第二换热器相连接，第二换热器与回流罐相连接，回流罐与第一出料泵相连接；

根据精馏段侧线抽出板和/或提馏段侧线抽出板上测温点的温度变化控制从精馏段液相(根据脱重塔中汽油调和组分的分布情况进行选择，如果需要还可以从精馏段液相抽取一部分)和/或提馏段汽相抽取汽油调和组分的流量，抽出汽油调和组分经第三换热器、第一换热器换热冷却后输出，其中脱重塔精馏段侧线(根据脱重塔中汽油调和组分的分布情况选择是否设置)和/或提馏段侧线依次与第三换热器、第一换热器相连接；

将脱除的重组分经设置在脱重塔塔底的第二出料泵输出。

例如，为充分利用塔顶流出的轻组分携带的热能，塔顶管线上连接有一条或多条管线，一条或多条管线经用热设备后与回流罐前的塔顶管线相连，将轻组分携带的热能作为其它设备的热源和产生低压蒸汽，达到节能目的。如图2中箭头B4指示去往用热设备1，箭头B5指示去往用热设备2，箭头B8、B9指示由用热设备1、2返回塔顶管线。

例如，第二换热器和第三换热器分别通入冷媒介质(如除氧水)，以发生蒸汽。

为保证塔顶物流的品质要求，可以根据不同的馏分切割要求或塔顶产品要求，选择不同的温度、压力控制方案，例如，脱重塔的塔顶压力可以为0.05～15.0MPaG，塔顶温度为150～280℃。

例如，上述方法还包括以下步骤：

将一部分重组分经连接在第二出料泵的输出管线与脱重塔的塔底之间的供热设备加热后作为热源输送至脱重塔。

从上述实施例中可以看出，本发明实现了以下有益效果：

(1)传统双塔方案公用工程消耗和设备台数多于单塔方案，导致能耗约增加8％和生产成本约增加10％；

(2)传统双塔方案设备台数多于单塔方案，占地面积大约增加30％；

(3)传统双塔方案设备台数、占地、管道、仪表、框架、电缆等各专业材料多于单塔方案，导致投资大约增加24％；

可见，上述实施例通过单塔控制汽油调和组分干点，设备所占地面积较小、投资较少，同时通过充分利用各组分携带的热能，降低了装置的能耗，并且根据侧线抽出板上设置的测温点检测的抽出板温度变化控制抽出汽油调和组分干点，汽油调和组分收率较高。

本领域普通技术人员可以理解：附图只是一个实施例的示意图，附图中的模块或流程并不一定是实施本发明所必须的。

本领域普通技术人员可以理解：实施例中的装置中的模块可以按照实施例描述分布于实施例的装置中，也可以进行相应变化位于不同于本实施例的一个或多个装置中。上述实施例的模块可以合并为一个模块，也可以进一步拆分成多个子模块。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明实施例技术方案的精神和范围。