专利摘要
本发明属于石油化工技术领域，公开了一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺。所述联合工艺在现有催化汽油选择性加氢工艺的基础上进行如下改进：在主分馏塔上部增设1米规整填料、下部集油箱、重汽油侧线抽出及重汽油汽提塔；将原加氢工艺的轻重汽油分离塔改为主分馏塔塔顶轻质汽油分离塔，分出的较重质汽油和轻汽油分别送加氢和送吸收塔，塔顶气进二级压缩；稳定塔改用顶循一次做热源，解吸塔改用0.3MPa蒸汽做热源，轻重汽油分离塔改用1.0MPa蒸汽做热源，一中一次改产3.5或1.0MPa蒸汽。本发明的联合工艺可大幅减少部分系统的处理量、原料变轻，从而使得分馏能耗减少、耗能能级降低。
权利要求
1.一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺，在现有催化汽油选择性加氢工艺的基础上进行如下改进：
(1)加高催化裂化装置的主分馏塔，在现有塔板上部增设1米填料和下部集油箱；
(2)在主分馏塔新增填料下部增设重汽油侧线抽出及重汽油汽提塔；
(3)将原加氢工艺的轻重汽油分离塔改为主分馏塔塔顶轻质汽油分离塔，塔底分出的较重质汽油与经重汽油汽提塔汽提后的重汽油一起送加氢，塔顶轻汽油则做吸收剂送吸收塔，塔顶气进二级压缩；
(4)稳定塔塔底产品轻汽油直接去预加氢和醚化；
(5)稳定塔改用顶循一次做热源，解吸塔改用0.3MPa蒸汽做热源，轻重汽油分离塔改用1.0MPa蒸汽做热源，一中一次改产3.5MPa或1.0MPa蒸汽。
2.根据权利要求1所述的一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺，其特征在于所述工艺流程包括如下步骤：
来自提升管的反应油气进入主分馏塔下部的人字挡板，通过分馏，塔顶油气经过冷却，进入分液罐，分出的油相为轻质粗汽油，去轻重汽油分离塔；水相经冷却后去凝缩油罐；而气体则经二级压缩、冷却后，到凝缩油罐；主分馏塔新增1米填料和下部集油箱抽出重汽油，经过重汽油汽提塔，得到侧线重汽油；主分馏塔第15块塔板抽出柴油，经过柴油汽提塔，得到产品柴油和贫油；第32块板抽出回炼油、塔底抽出产品油浆；对应地，顶循、一中、回炼油换热器、塔底循环油浆换热器分别取热；
轻重汽油分离塔塔顶分出的气相进二级压缩、冷却后到凝缩油罐，塔顶分出轻汽油做吸收塔吸收剂，塔底分出的较重质汽油则与汽提后的侧线重汽油一起去加氢脱硫；此外，轻重汽油分离塔再沸热源改用1.0MPa蒸汽；
轻重汽油分离塔塔顶的轻汽油和稳定塔塔底的补充吸收剂进入吸收塔的第一块塔板，凝缩油罐顶部气体进入吸收塔底部；吸收塔底液相冷却后进凝缩油罐，塔顶贫气进入再吸收塔的塔底；
柴油汽提塔的贫油进入再吸收塔塔顶，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气，塔底富吸收油返回主分馏塔第14块塔板；
凝缩油罐底部液相进入解吸塔，解吸塔塔底再沸器改用0.3MPa蒸汽做再沸热源，塔顶气相冷却后进凝缩油罐，在塔底得到脱乙烷汽油送下游稳定塔；
稳定塔塔顶得到LPG馏分、塔底得到稳定汽油，塔底再沸器改用顶循做热源。
说明书
技术领域
本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺。
背景技术
催化裂化是核心的石油馏分二次加工工艺之一。在我国，约70％的汽油产自催化裂化。但由于催化汽油富含硫、氮、烯烃等，不能直接做产品，还需加氢精制，将其硫、氮、氧、烯烃和芳烃等含量降低到规定指标。然而，加氢过程饱和烯烃，会降低汽油的辛烷值。为了平衡这个矛盾，常用的方法是选择性加氢，即将催化汽油分离为轻汽油(通常干点≤75℃)和重汽油(通常初馏点≥90℃、干点≤200℃)，再按其硫化物、烯烃、芳烃的分布不同，实施差异化处理。
图1为现有催化汽油选择性加氢的工艺流程图(图中塔内数值表示塔板层数)。图中，来自催化裂化装置的稳定汽油先经全馏分预加氢，在降低其轻馏分中的硫含量以后，再进轻重汽油分离塔T9101，分出轻汽油去醚化，重汽油去深度加氢。其完整的工艺流程如下：
来自提升管的反应油气进入主分馏塔T2201下部的人字挡板，通过分馏，塔顶油气经过E2203、E2204、E2205冷却，进入分液罐V2203，其中，液体为粗汽油并去吸收塔T2301、气体则进C2301/1压缩，经冷却后，进分液罐V2301，分出气体经C2301/2压缩，得到压缩富气，经E2301、E2302冷却，进凝缩油罐V2302。主分馏塔第15块板抽出柴油，经过柴油汽提塔T2202，得到产品柴油和贫油(通过泵P2205出装置)。第32块板抽出回炼油、塔底抽出产品油浆(部分通过泵P2209和换热器E2202后作为循环油浆，部分通过泵P2210出装置)。对应地，顶循、一中、回炼油换热器E2218、塔底循环油浆换热器E2215分别取热。
分液罐V2203抽出粗汽油(通过泵P2202)和稳定塔T2304塔底的补充吸收剂进入吸收塔T2301的第一块塔板，分液罐水相冷却后通过泵P2211送至凝缩油罐V2302，凝缩油罐V2302顶部气体进入吸收塔底部。吸收塔底液相冷却后进凝缩油罐V2302(通过泵P2302)，塔顶贫气进入再吸收塔T2303的塔底，塔中设置换热器E2303、E2304换热。
柴油汽提塔T2202的贫油进入再吸收塔T2303塔顶，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气，塔底富吸收油返回主分馏塔T2201第14块塔板。
凝缩油罐V2302底部液相进入解吸塔T2302(通过泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306用1.0MPa蒸汽做再沸热源(解吸塔中部循环物料通过换热器E2305换热)，塔顶气相冷却后进凝缩油罐V2302，在塔底得到脱乙烷汽油送下游稳定塔T2304(通过泵P2305)。
稳定塔T2304塔顶得到LPG馏分24.6t/h(依次通过换热器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到稳定汽油经换热器E2307、E2313冷却后，部分送吸收塔做补充吸收剂、部分送选择性汽油加氢装置做原料(通过泵P2307)，塔底再沸器E2310用一中做热源。
来自稳定塔T2304塔底的稳定汽油经预加氢后，进轻重汽油分离塔T9101，再沸炉F9101做再沸热源，实现轻汽油产出送醚化(通过泵P9103)，塔顶油气通过换热器E9101、分离罐D9104和泵P9103循环，塔底重汽油抽出去深度加氢。
在上述现有工艺中，无疑，轻重汽油分离过程是高能耗的。首先，大量的轻汽油被蒸发；其次，重汽油的低蒸汽压特征决定了塔底重沸必须用高品质热源。以某140×104t/a重油催化裂化装置为例，产品稳定汽油产量84.6t/h，基于轻汽油干点75℃，T9101将分离出轻汽油15t/h、重汽油69.6t/h，对应塔顶压力0.7MPag、塔底温度200℃、塔底回流返塔210℃，再沸炉F9101的有效热负荷为10911.2kw、塔顶冷却负荷7503.9kw。
发明内容
为了解决现有催化汽油选择性加氢工艺与上游催化裂化工艺相互脱离，导致加氢工艺处理量大、能耗高的缺点，本发明的目的在于提供一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺。所述联合处理工艺将加氢原料分离嵌入催化内部，通过工艺集成，同时降低加氢和催化吸收稳定处理量及能耗。
本发明目的通过以下技术方案实现：
一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺，在现有催化汽油选择性加氢工艺的基础上进行如下改进：
(1)加高催化裂化装置的主分馏塔，在现有塔板上部增设1米规整填料TL(折3块理论板)和下部集油箱JY；
(2)在主分馏塔新增填料下部增设重汽油侧线抽出及重汽油汽提塔T2203；
(3)将原加氢工艺的轻重汽油分离塔T9101改为主分馏塔塔顶轻质汽油分离塔，塔底分出的较重质汽油(实为中汽油)与经T2203汽提后的重汽油一起送加氢，塔顶轻汽油则做吸收剂送吸收塔T2301，塔顶气进二级压缩C2301/2；
(4)稳定塔T2304塔底产品轻汽油直接去预加氢和醚化；
(5)稳定塔T2304改用顶循一次做热源，解吸塔T2302改用0.3MPa蒸汽做热源，轻重汽油分离塔T9101改用1.0MPa蒸汽做热源，一中一次改产3.5MPa或1.0MPa蒸汽。
改进步骤(1)和(2)为利用催化主分馏塔的分离功能实现了重汽油单独抽出，从而避免了高耗能的轻重汽油分离。
改进步骤(3)和(4)使得分离塔T9101单元、原料全馏分预加氢单元以及催化裂化装置吸收稳定系统的处理量均大幅减少，同时加工馏分变轻，有利于减少分馏能耗和降低耗能能级。
改进步骤(5)不但实现了主分馏塔系统更多的蒸汽产出，也大大降低了吸收稳定系统和T9101的耗能及耗能能级，实现了第二定律意义上的能量合理利用。
改进后完整的工艺流程如下：
来自提升管的反应油气进入主分馏塔T2201(塔中数字表示塔板层数)下部的人字挡板，通过分馏，塔顶油气经过E2204、E2205冷却，进入分液罐V2203，分出的油相为轻质粗汽油，去轻重汽油分离塔T9101(通过泵P2202)；水相经冷却后去凝缩油罐V2302(通过泵P2211)；而气体则进C2301/1压缩，经冷却后，进分液罐V2301，分出气体经C2301/2压缩，经E2301、E2302冷却后，到凝缩油罐V2302。主分馏塔新增填料TL下部集油箱JY抽出重汽油，经过重汽油汽提塔T2203，得到侧线重汽油去加氢。主分馏塔第15块塔板抽出柴油，经过柴油汽提塔T2202，得到产品贫油和柴油(经泵P2205出装置)。第32块板抽出回炼油、塔底抽出产品油浆(部分通过泵P2209和换热器E2202后作为循环油浆，部分通过泵P2210出装置)。对应地，顶循、一中、回炼油换热器E2218、塔底循环油浆换热器E2215分别取热。
轻重汽油分离塔T9101，塔顶分出的气相经换热器E9101和分离罐D9104后进二级压缩C2301/2，经E2301、E2302冷却后到凝缩油罐V2302、塔顶分出轻汽油及分离罐D9104分离的轻汽油(通过泵P9102AB)做吸收塔T2301吸收剂、塔底分出的较重质汽油(相当于中汽油)则与汽提后的侧线重汽油一起去加氢脱硫。此外，轻重汽油分离塔再沸热源改用1.0MPa蒸汽。
T9101塔顶的轻汽油和稳定塔T2304塔底的补充吸收剂进入吸收塔T2301的第一块塔板，凝缩油罐V2302顶部气体进入吸收塔底部。吸收塔底液相冷却后进凝缩油罐V2302(通过泵P2302)，塔顶贫气进入再吸收塔T2303的塔底，塔中设置换热器E2303、E2304换热。
柴油汽提塔T2202的贫油进入再吸收塔T2303塔顶，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气，塔底富吸收油返回主分馏塔T2201第14块塔板。
凝缩油罐V2302底部液相进入解吸塔T2302(通过泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306改用0.3MPa蒸汽做再沸热源(解吸塔中部循环物料通过换热器E2305换热)，塔顶气相冷却后进凝缩油罐V2302，在塔底得到脱乙烷汽油送下游稳定塔T2304(通过泵P2305AB和换热器E2307)。
稳定塔T2304塔顶得到LPG馏分(依次通过换热器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到稳定汽油经换热器E2307、E2313冷却后，部分送吸收塔做补充吸收剂、部分送选择性汽油加氢装置做原料(通过泵P2307)，塔底再沸器E2310改用顶循做热源。
本发明的基本原理是：
1、在催化裂化装置和催化汽油选择性加氢精制装置间实施工艺集成，将原本孤立的两套装置变为联合装置；
2、利用催化主分馏塔的分离功能完成大部分的轻重汽油分离任务；
3、吸收稳定系统不再加工重汽油，大大降低了吸收稳定系统的处理量，同时所加工馏分变轻，更利于吸收和分离，更可腾出主分馏塔高品质一中热产3.5或1.0MPa蒸汽。
首先在催化裂化主分馏塔T2201新设重汽油侧线抽出和重汽油汽提塔T2203；其次，塔顶轻质粗汽油不进吸收稳定系统，改进分离塔T9101，分出的气相进二级压缩、轻汽油做吸收塔T2301吸收剂、较重质汽油(相当于中汽油)则与汽提后的侧线重汽油一起去加氢脱硫。由于进料变轻，T9101再沸可用1.0MPa蒸汽做热源，而无需再沸炉。最后，经稳定塔脱除LPG组分后的稳定汽油即轻汽油去预加氢和醚化。
纵观全流程，一、加氢原料分离塔即T9101被嵌入了催化流程，不再孤立于催化工艺；二、重汽油始终未进吸收稳定系统，故吸收稳定的处理量大幅降低，加工馏分大幅变轻，体现在解吸塔T2302则可用0.3MPa蒸汽而不是1.0MPa蒸汽做热源，稳定塔则可用顶循而不是一中做热源，并热负荷连同T9101的热负荷均大大减少；三、重汽油跳过预加氢是可行的，因为预加氢只是浅度加氢，仅为降低≤75℃馏分油中的硫含量。
本发明相对于现有技术具有如下优点及有益效果：
(1)汽油选择性加氢精制装置轻重汽油分离塔T9101单元和原料全馏分预加氢单元以及催化裂化装置吸收稳定系统的处理量均大幅减少、原料变轻，从而导致其分馏能耗减少、耗能能级降低。如T9101可用1.0MPa蒸汽做热源、解吸塔可用0.3MPa蒸汽或顶循做热源、稳定塔可用顶循或1.0MPa蒸汽做热源。
(2)由于下游耗能量减少和耗能品质降低，催化主分馏塔高品质一中热过剩，可用于产3.5MPa或1.0MPa蒸汽；同时，重汽油改成了热出料，不但有利于增加联合工艺的热输出，还有利于减少下游催化重汽油加氢精制工艺的能耗。
(3)新流程没有改变两套装置的原则工艺，故不对产品分布和产品质量构成影响。
(4)新流程具有更好的灵活性。如T9101塔底汽油可作为中汽油去专门的处理工艺。
附图说明
图1为现有技术(对比例)催化汽油选择性加氢的工艺流程图。
图2为本发明实施例的一种催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺的流程图。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
对比例
本对比例为现有技术中催化汽油选择性加氢工艺，其工艺流程图如图1所示。以某140×104t/a重油催化裂化装置和与之配套的60×104t/a催化汽油选择性加氢精制装置原料轻重汽油分离过程为例。
图1中，来自提升管的反应油气进入主分馏塔T2201下部的人字挡板，通过分馏，塔顶油气经过E2203、E2204、E2205冷却后，进入分液罐V2203，分出的油相为粗汽油(通过泵P2202)，去吸收塔T2301；水相经冷却后去凝缩油罐V2302；而气体则进C2301/1、C2301/2二级压缩，得到压缩富气，经E2301、E2302冷却，进凝缩油罐V2302。主分馏塔第15块塔板抽出柴油，经过柴油汽提塔T2202，得到产品柴油和贫油(通过泵P2205)。第32块塔板抽出回炼油、塔底抽出产品油浆(部分通过泵P2209和换热器E2202后作为循环油浆，部分通过泵P2210出装置)。对应地，顶循、一中、回炼油换热器E2218、塔底循环油浆换热器E2215分别取热。
分液罐V2203抽出粗汽油(通过泵P2202)和稳定塔T2304塔底的补充吸收剂进入吸收塔T2301的第一块塔板，分液罐水相冷却后通过泵P2211送至凝缩油罐V2302，凝缩油罐V2302顶部气体进入吸收塔底部。吸收塔底液相冷却后进凝缩油罐V2302(通过泵P2302)，塔顶贫气进入再吸收塔T2303的塔底，塔中设置换热器E2303、E2304换热。
柴油汽提塔T2202的贫油进入再吸收塔T2303塔顶，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气，塔底富吸收油返回主分馏塔T2201第14块塔板。
凝缩油罐V2302底部液相进入解吸塔T2302(通过泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306用1.0MPa蒸汽做再沸热源(解吸塔中部循环物料通过换热器E2305换热)，塔顶气相冷却后进凝缩油罐V2302，在塔底得到脱乙烷汽油送下游稳定塔T2304(通过泵P2305)。
稳定塔T2304塔顶得到LPG馏分24.6t/h(依次通过换热器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到稳定汽油经换热器E2307、E2313冷却后，部分送吸收塔做补充吸收剂、部分送选择性汽油加氢装置做原料(通过泵P2307)，塔底再沸器E2310用一中做热源。
来自稳定塔T2304塔底的稳定汽油经预加氢后，进轻重汽油分离塔T9101，再沸炉F9101做再沸热源，实现轻汽油产出送醚化(通过泵P9103)，塔顶油气通过换热器E9101、分离罐D9104和泵P9103循环，塔底重汽油抽出去深度加氢。
其中，催化主分馏塔的操作情况是：来自提升管的反应油气206.7t/h、504.2℃进主分馏塔T2201(塔顶操作压力0.186MPag)，通过分馏，得到压缩富气33.2t/h(1.1MPag、折19505Nm3/h)、粗汽油83.1t/h(初馏点-50℃、干点195℃)、产品柴油44t/h(干点360℃)、贫油20t/h、回炼油23t/h、产品油浆4.1t/h。对应塔底循环油浆取热21738.5kw，回炼油取热0kw，一中取热14263.9kw(流量420t/h、263.1℃抽出、213.1℃返塔)，顶循取热17286.2kw(流量432.1t/h、148.1℃抽出、85.1℃返塔，其中，高于90℃热量15914.3kw，理论可产65～95℃的热水456.2t/h)，塔顶总冷却负荷29434.5kw(其中，高于90℃热量16251.7kw，理论可产65～95℃的热水466.3t/h)。
吸收稳定系统的操作情况是：吸收塔T2301操作压力1.04MPag，在被中间冷却器取走热量337kw后，向下游稳定塔T2304输送贫气7284Nm3/h；解吸塔T2302塔顶压力1.1MPag，对应塔底温度112℃、塔底回流返塔135℃、塔底再沸负荷7102.9kw(用约12t/h、1.0MPa蒸汽做再沸热源)、中间再沸负荷2871kw(流量92t/h、55.7℃抽出、84.7℃返塔，用稳定汽油二次做热源)，在塔底得到脱乙烷汽油172.3t/h，送下游稳定塔；再吸收塔T2303操作压力1.01MPag，在来自主分馏塔贫油(20t/h、26.4℃)的作用下，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气6614Nm3/h；稳定塔T2304塔顶压力1.0MPag，对应塔底温度177.1℃、塔底回流返塔187.4℃，在消耗一中一次热量14263.9kw后(对应一中参数：流量420t/h、进口263.1℃、返回213.1℃)，从塔顶冷到LPG馏分24.6t/h、塔底得到稳定汽油147.7t/h(初馏点50℃、干点195℃，其中63.1t/h送吸收塔做补充吸收剂、84.6t/h送选择性汽油加氢装置做原料)，塔顶冷却负荷8590.9kw。
轻重汽油分离塔T9101的操作情况是：来自催化吸收稳定系统的84.6t/h稳定汽油经预加氢后138.9℃进轻重汽油分离塔，对应塔顶压力0.7MPag、塔底温度200℃、塔底回流返塔210℃，由再沸炉F9101提供有效热负荷10911.2kw，实现塔顶15t/h轻汽油产出送醚化(干点75℃)，塔底69.6t/h重汽油抽出去深度加氢(初馏点72℃、干点195℃)，塔顶总冷却负荷7503.9kw。
实施例
本实施例的一种催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺，其工艺流程图如图2所示。相较于对比例流程实施了如下改进：
(1)适当加高催化裂化装置的主分馏塔，在现有塔板上部增设1米规整填料TL(折3块理论板)和相应的下部集油箱JY；
(2)在主分馏塔新增填料下部增设重汽油侧线抽出及重汽油汽提塔T2203；
(3)将原加氢工艺的轻重汽油分离塔T9101改为主分馏塔塔顶轻质汽油分离塔，塔底分出的较重质汽油(实为中汽油)与经T2203汽提后的重汽油一起送加氢，塔顶轻汽油则做吸收剂送吸收塔T2301，塔顶气进二级压缩C2301/2；
(4)稳定塔T2304塔底产品轻汽油直接去预加氢和醚化；
(5)稳定塔T2304改用顶循一次做热源，解吸塔T2302改用0.3MPa蒸汽做热源，轻重汽油分离塔T9101改用1.0MPa蒸汽做热源，一中一次改产3.5MPa蒸汽。
具体工艺流程如下：
来自提升管的反应油气进入主分馏塔T2201(塔中数字表示塔板层数)下部的人字挡板，通过分馏，塔顶油气经过E2204、E2205冷却，进入分液罐V2203，分出的油相为轻质粗汽油，去轻重汽油分离塔T9101(通过泵P2202)；水相经冷却后去凝缩油罐V2302(通过泵P2211)；而气体则进C2301/1压缩，经冷却后，进分液罐V2301，分出气体经C2301/2压缩，经E2301、E2302冷却后，到凝缩油罐V2302。主分馏塔新增填料TL下部集油箱JY抽出重汽油，经过重汽油汽提塔T2203，得到侧线重汽油去加氢。主分馏塔第15块塔板抽出柴油，经过柴油汽提塔T2202，得到产品贫油和柴油(经泵P2205出装置)。第32块板抽出回炼油、塔底抽出产品油浆(部分通过泵P2209和换热器E2202后作为循环油浆，部分通过泵P2210出装置)。对应地，顶循、一中、回炼油换热器E2218、塔底循环油浆换热器E2215分别取热。
轻重汽油分离塔T9101，塔顶分出的气相经换热器E9101和分离罐D9104后进二级压缩C2301/2，经E2301、E2302冷却后到凝缩油罐V2302、塔顶分出轻汽油及分离罐D9104分离的轻汽油(通过泵P9102AB)做吸收塔T2301吸收剂、塔底分出的较重质汽油(相当于中汽油)则与汽提后的侧线重汽油一起去加氢脱硫。此外，轻重汽油分离塔再沸热源改用1.0MPa蒸汽。
T9101塔顶的轻汽油和稳定塔T2304塔底的补充吸收剂进入吸收塔T2301的第一块塔板，凝缩油罐V2302顶部气体进入吸收塔底部。吸收塔底液相冷却后进凝缩油罐V2302(通过泵P2302)，塔顶贫气进入再吸收塔T2303的塔底，塔中设置换热器E2303、E2304换热。
柴油汽提塔T2202的贫油进入再吸收塔T2303塔顶，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气，塔底富吸收油返回主分馏塔T2201第14块塔板。
凝缩油罐V2302底部液相进入解吸塔T2302(通过泵P2301)，解吸塔塔底再沸器E2306改用0.3MPa蒸汽做再沸热源(解吸塔中部循环物料通过换热器E2305换热)，塔顶气相冷却后进凝缩油罐V2302，在塔底得到脱乙烷汽油送下游稳定塔T2304(通过泵P2305AB和换热器E2307)。
稳定塔T2304塔顶得到LPG馏分(依次通过换热器E2308、E2309、冷凝罐V2303和泵P2306)，塔底得到稳定汽油经换热器E2307、E2313冷却后，部分送吸收塔做补充吸收剂、部分送选择性汽油加氢装置做原料(通过泵P2307)，塔底再沸器E2310改用顶循做热源。
催化主分馏塔的操作情况是：来自提升管的反应油气206.7t/h、504.2℃进主分馏塔T2201(塔顶操作压力0.186MPag)，通过分馏，得到压缩富气33.8t/h(1.1MPag、19696Nm3/h)、轻质汽油38.2t/h(初馏点-62℃、干点123℃)、重汽油(共47.9t/h，干点195℃)产品柴油44t/h(干点360℃)、贫油20t/h、回炼油23t/h、产品油浆4.1t/h。对应塔底循环油浆取热21738.5kw，回炼油取热0kw，一中取热5812.5kw(流量275.8t/h、275.5℃抽出、250℃返塔)，顶循取热6975kw(流量775.4t/h、165.7℃抽出、150℃返塔)，塔顶总冷却负荷43158kw。
轻质汽油分离塔T9101的操作情况是：对应塔顶压力0.4MPag、塔底温度150℃、塔底回流返塔151℃，由1.0MPa蒸汽(10.5t/h)提供有效热负荷6197kw，塔顶15t/h轻汽油产出送吸收稳定系统(干点75℃)，塔底21.7t/h较重质汽油则与汽提后的重汽油去深度加氢(69.6t/h，初馏点72℃、干点195℃)，塔顶总冷却负荷4665.7kw。
吸收稳定系统的操作情况是：吸收塔T2301操作压力1.04MPag，在被中间冷却器取走热量306kw后，向下游稳定塔T2304输送贫气7632Nm3/h；解吸塔T2302塔顶压力1.1MPag，对应塔底温度97℃、塔底回流返塔107℃、塔底再沸负荷2893kw(用4t/h、0.3MPa蒸汽做再沸热源)、中间再沸负荷4069kw(流量155.8t/h、71℃抽出、85℃返塔，热水做热源)，在塔底得到脱乙烷汽油130t/h，送下游稳定塔；再吸收塔T2303操作压力1.01MPag，在来自主分馏塔贫油(20t/h、26.4℃)的作用下，进一步脱净来自吸收塔贫气中的≥C3组分，在塔顶得到产品干气6368Nm3/h；稳定塔T2304塔顶压力1.0MPag，对应塔底温度132.5℃、塔底回流返塔133.8℃，塔底再沸负荷6172kw后(顶循一次提供，165.7℃～152℃)，从塔顶冷到LPG馏分25t/h、塔底得到稳定汽油105t/h(初馏点50℃、干点75℃，其中90t/h送吸收塔做补充吸收剂、15t/h送醚化)，塔顶冷却负荷7945kw。
表1列出了对比例和实施例的主要操作和耗能情况。
表1对比例和实施例的主要操作和耗能情况
从表1可以看出，相较于对比例，实施例能耗方面主要有以下变化：
1)吸收稳定系统的处理量大幅降低，进吸收塔的粗汽油量从83.1t/h下降到15t/h(但压缩富气量从33.2t/h小幅增加到33.8t/h)；
2)一中返塔温度从213.1℃提高到250℃，说明一中能级提高；又由于无需做稳定塔再沸热源，故可产3.5或1.0MPa蒸汽约8.8t/h；鉴于油浆取热没有变化，说明主分馏塔系统将净增3.5或1.0MPa蒸汽产量8.8t/h；
3)稳定塔塔底温度降低(塔底132.5℃、底回流返塔133.8℃)、再沸负荷减少(降幅56.73％)，可改用1.0MPa蒸汽或顶循一次(165.7℃～152℃)做热源，而腾出一中热产蒸汽；
4)解吸塔塔底温度降低(塔底97℃、底回流返塔107℃)、再沸负荷减少(降幅59.27％)，可弃1.0MPa蒸汽而改用0.3MPa蒸汽或顶循做热源(对应中间再沸器则可用热水做热源)；
5)T9101塔底温度降低(塔底150℃、底回流返塔151℃)、再沸负荷减少(降幅43.21％)，可停再沸炉而改用1.0MPa蒸汽(约10.5t/h)做热源(原再沸炉耗标准燃料油约1100kg/h)；
6)重汽油(实际包括中汽油)实现了4924kw的热输出；
7)富气压缩机轴功率增加477kw。总冷却负荷增加26566.1kw，主因是主分馏塔塔顶温度降低、冷回流量增加。
综合计算实施例比对比例能耗降低48.09％。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。
一种低能耗的催化裂化和催化汽油选择性加氢联合工艺专利购买费用说明
Q：办理专利转让的流程及所需资料
A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。
1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。
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4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。
Q:专利著录项目变更费用如何缴交
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Q：专利转让变更，多久能出结果
A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。
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