一种提高汽油分馏塔釜温的装置和方法与流程

1.本发明属于乙烯工业技术领域，具体地，涉及一种提高汽油分馏塔釜温的装置，以及一种提高汽油分馏塔釜温的方法。


背景技术：

2.乙烯装置的裂解原料包括石脑油、柴油、加氢尾油、乙烷、丙烷、lpg等石油化工原料，裂解过程能耗占整个装置的50～60％，回收裂解气的高温余热对乙烯装置节能降耗意义重大。
3.提高乙烯装置中汽油分馏塔底部温度，有利于增加急冷油发生的稀释蒸汽量，从而减少中压蒸汽的消耗量。但与此同时急冷油中重组分含量增加导致急冷油粘度不断增大，造成急冷油换热设备运行状态恶化，使得急冷油的稀释蒸汽发生量严重不足，中压蒸汽补入量增大，最终影响乙烯装置稳定运转及节能降耗。因此需要将裂解气和急冷油中的重组分进行脱除。
4.传统流程中，裂解气先经废热锅炉回收高品位热能并副产超高压蒸汽，液体原料裂解气发生超高压蒸汽后温度一般为400-480℃，部分气体原料裂解气发生超高压蒸汽后温度一般为350-380℃，然后喷入急冷油使裂解气温度降至200-250℃后送入分馏塔。另一部分气体原料裂解气在经过废热锅炉后维持较高温度，一般为420-520℃，目的是使其有足够的热量将喷入的急冷油中的中间组分气化后随裂解气返回分馏塔，不气化的液相重组分排出，维持急冷油粘度在合理范围内。
5.由于两股气体原料的裂解气经过急冷锅炉后温度都比较高，传统流程的热量回收不足。另一方面由于只能使部分急冷油与气体原料裂解气混合脱重组分，急冷油粘度控制效果一般。
6.因此，亟需开发一种在维持较高汽油分馏塔釜温度的同时降低急冷油粘度的方法。


技术实现要素：

7.为解决现有通过控制急冷油粘度提高汽油分馏塔釜温技术不全面、设备投资和操作成本高等问题，本发明开发出一种提高汽油分馏塔釜温的方法，通过脱除液体原料裂解气中重组分，有效控制急冷油粘度，从而实现稀释蒸汽发生系统的稳定运行，对乙烯装置长周期稳定运行和节能降耗具有重要且深远的意义。
8.为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种提高汽油分馏塔釜温的装置，该装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元和重组分脱除单元；
9.所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施；所述液体原料裂解气热量回收设施与液体原料裂解炉的出料口连接；
10.所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施、气体
原料裂解气第二热量回收设施；所述气体原料裂解气第一热量回收设施与气体原料裂解炉的出料口连接；
11.所述重组分脱除单元包括脱重塔和汽油分馏塔，所述脱重塔设置有脱重塔顶部出料管线和脱重塔底部液固重组分燃料油排出管线；所述脱重塔通过脱重塔顶部出料管线与所述汽油分馏塔连接；
12.所述液体原料裂解气热量回收设施的出料管线与所述脱重塔连接；所述气体原料裂解气第二热量回收设施的出料管线与所述汽油分馏塔连接；
13.所述汽油分馏塔设置有顶部气相出料管线和底部急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵和急冷油热量回收设施后分为两支，一支与所述汽油分馏塔连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施的出料管线连接或与所述脱重塔连接。
14.本发明的第二方面提供一种提高汽油分馏塔釜温的方法，包括：
15.来自液体原料裂解炉的液体原料裂解气经液体原料裂解气热量回收设施冷却到温度t1，得到经过热量回收后的液体原料裂解气，然后进入脱重塔；在进入脱重塔之前或之后，所述经过热量回收后的液体原料裂解气与急冷油混合进一步降温到t2；
16.脱重塔塔顶气相进入汽油分馏塔继续降温，脱重塔塔釜采出夹带固体颗粒的液相重组分燃料油，实现液体原料裂解气中重组分的脱除；
17.来自气体原料裂解炉的气体原料裂解气进入气体原料裂解气第一热量回收设施冷却到温度t3，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施进一步降温到t4，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气送入汽油分馏塔；
18.脱重塔塔顶气相和经过第二次热量回收后的气体原料裂解气在汽油分馏塔进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自汽油分馏塔底部的急冷油经急冷油泵抽出并由急冷油热量回收设施进行热量回收，回收热量后的急冷油一部分返回汽油分馏塔，另一部分作为急冷油与经过热量回收后的液体原料裂解气混合，未冷凝的组分作为汽油分馏塔塔顶气相排出。
19.本发明的方法，能够使液体原料裂解气中的重组分有效脱除，控制急冷油组成及粘度在适宜范围内，从而有效提高汽油分馏塔釜温，实现稀释蒸汽发生系统的稳定运行，对乙烯装置长周期稳定运行和节能降耗具有重要意义。
20.本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
21.通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
22.图1为本发明提供的提高汽油分馏塔釜温的方法的一种具体实施方式的工艺流程图。
23.图2为本发明提供的提高汽油分馏塔釜温的方法的另一种具体实施方式的工艺流程图。
24.附图标记说明
25.p-1：气体原料；p-2：急冷油；p-4：气体原料裂解气；p-5：经过第一次热量回收后的
气体原料裂解气；p-9：液体原料裂解气；p-10：液体原料；p-11：经过第二次热量回收后的气体原料裂解气；p-12：经过热量回收后的液体原料裂解气；p-13：液相重组分燃料油；p-14：送出的液相重组分燃料油；p-15：与急冷油混合后的液体原料裂解气；p-16：升压后的急冷油；p-17：回收热量后的急冷油；p-18：返回汽油分馏塔的急冷油；p-19：汽油分馏塔塔顶气相；p-20：汽油分馏塔塔顶回流；p-23：来自汽油分馏塔底部的急冷油；p-24：脱重塔塔顶气相；p-25：蒸汽。
26.e-1：气体原料裂解气第一热量回收设施；e-2：气体原料裂解气第二热量回收设施；e-3：液体原料裂解气热量回收设施；e-6；液相重组分燃料油泵；e-7：急冷油泵；e-8：急冷油热量回收设施；e-9：气体原料裂解炉；e-10：液体原料裂解炉；e-11：脱重塔；e-12：汽油分馏塔。
具体实施方式
27.下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
28.本发明提供一种提高汽油分馏塔釜温的装置，该装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元和重组分脱除单元；
29.所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施e-3；所述液体原料裂解气热量回收设施e-3与液体原料裂解炉e-10的出料口连接；
30.所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施e-1与气体原料裂解炉e-9的出料口连接；
31.所述重组分脱除单元包括脱重塔e-11和汽油分馏塔e-12，所述脱重塔e-11设置有脱重塔顶部出料管线和脱重塔底部液固重组分燃料油排出管线；所述脱重塔e-11通过脱重塔顶部出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接；
32.所述液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线与所述脱重塔e-11连接；所述气体原料裂解气第二热量回收设施e-2的出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接；
33.所述汽油分馏塔e-12设置有顶部气相出料管线和底部急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵e-7和急冷油热量回收设施e-8后分为两支，一支与所述汽油分馏塔e-12连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线连接或与所述脱重塔e-11连接。
34.根据本发明的装置，其中，所述脱重塔e-11的下部还可以设置有蒸汽进料管线。
35.根据本发明，所述脱重塔e-11可以设置内件，也可以不设置内件，所述内件优选为分布器、格栅、丝网和喷嘴中的至少一种。
36.根据本发明，优选地，所述汽油分馏塔e-12设置有内件，所述内件优选为塔板、填料或其组合。
37.根据本发明，所述汽油分馏塔e-12可以分为2-4个小段，通常分为3段，即汽油分馏塔e-12由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
38.根据本发明，所述气体原料裂解气第二热量回收设施e-2与所述汽油分馏塔e-12连接的管线上任选地设置清焦设施。所述清焦设施优选为清焦罐、单个旋风分离器、以及多
个旋风分离器组合中的至少一种。当采用若干旋风分离器的组合时，可将该组合设置于清焦罐内。
39.根据本发明一种优选实施方式，所述急冷油出料管线连接急冷油泵e-7和急冷油热量回收设施e-8后分为两支，一支与所述汽油分馏塔e-12连接，另一支与所述脱重塔e-11上部连接；所述液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线与所述脱重塔e-11下部连接。以实现经过热量回收后的液体原料裂解气p-12与急冷油p-2的逆流接触。
40.本发明还提供一种提高汽油分馏塔釜温的方法，可采用上述提高汽油分馏塔釜温的装置，包括：
41.来自液体原料裂解炉e-10的液体原料裂解气p-9经液体原料裂解气热量回收设施e-3冷却到温度t1，得到经过热量回收后的液体原料裂解气p-12，然后进入脱重塔e-11；在进入脱重塔e-11之前或之后，所述经过热量回收后的液体原料裂解气p-12与急冷油p-2混合进一步降温到t2；
42.脱重塔e-11塔顶气相进入汽油分馏塔e-12继续降温，脱重塔e-11塔釜采出夹带固体颗粒的液相重组分燃料油p-13，实现液体原料裂解气中重组分的脱除；
43.来自气体原料裂解炉e-9的气体原料裂解气p-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施e-1冷却到温度t3，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施e-2进一步降温到t4，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11送入汽油分馏塔e-12；
44.脱重塔e-11塔顶气相和经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11在汽油分馏塔e-12进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自汽油分馏塔底部的急冷油p-23经急冷油泵e-7抽出并由急冷油热量回收设施e-8进行热量回收，回收热量后的急冷油p-17一部分返回汽油分馏塔e-12，另一部分作为急冷油p-2与经过热量回收后的液体原料裂解气p-12混合，未冷凝的组分作为汽油分馏塔e-12塔顶气相p-19排出。
45.本发明提供的提高汽油分馏塔釜温的技术中，裂解原料既有液体原料又有气体原料；其中，
46.液体原料裂解气p-9由液体原料p-10经液体原料裂解炉e-10裂解得到，所述液体原料p-10选自碳五及以上轻烃、石脑油、柴油和加氢尾油中的一种或多种；
47.气体原料裂解气p-4由气体原料p-1经气体原料裂解炉e-9裂解得到，所述气体原料p-1选自乙烷、丙烷、丁烷、炼厂干气和lpg中的一种或多种。
48.根据本发明一种优选实施方式，经过热量回收后的液体原料裂解气p-12进入脱重塔e-11底部，急冷油p-2进入脱重塔e-11顶部；在脱重塔e-11内，经过热量回收后的液体原料裂解气p-12与急冷油p-2逆流接触，使经过热量回收后的液体原料裂解气p-12进一步降温到t2，然后进入汽油分馏塔e-12底部。
49.根据本发明，脱重塔e-11的下部可以引入蒸汽p-25作为汽提介质，也可以不引入蒸汽，引入蒸汽的压力等级优选为1.2-13.0mpag，更优选为3.5-10.0mpag。
50.根据本发明的方法，控制温度t1不低于露点，一般有一定余量，目的是在避免重组分冷凝结焦的前提下最大限度回收热量；t1数值根据原料的不同而不同，范围一般为300-500℃。
51.根据本发明的方法，控制温度t2在一定范围内，目的是保证在脱重塔e-11最大限度脱除重组分；t2数值根据原料的不同而不同，范围一般为200-350℃，优选为250-280℃。
52.根据本发明的方法，控制温度t3与取热介质存在一定的传热温差，t3范围一般为200-400℃。
53.根据本发明的方法，控制温度t4不低于露点，一般有一定余量，目的是在避免重组分冷凝结焦前提下最大回收热量；t4数值根据原料的不同而不同，t4范围一般为160-240℃。
54.根据本发明，优选地，气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、液体原料裂解气热量回收设施e-3通过发生蒸汽进行热量回收，发生蒸汽的压力可以为3.5-13.0mpag，优选为10.0-12.0mpag。
55.根据本发明，优选地，气体原料裂解气第二热量回收设施e-2通过发生蒸汽、加热水或其它介质回收热量，更优选加热用于气体原料裂解气第一热量回收设施e-1的锅炉给水，以多产生高等级蒸汽。
56.根据本发明的方法，气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2、液体原料裂解气热量回收设施e-3可各自独立地为一级或多级串联的热量回收设施，或为多级并联的热量回收设施。
57.根据本发明的方法，可使汽油分馏塔e-12釜温提高3-8℃。
58.根据本发明的方法，汽油分馏塔e-12顶部通常设置有回流。
59.以下结合附图及实施例，进一步说明本发明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
60.以下实施例和对比例中，气体原料和液体原料的组成如表1所示。
61.表1
[0062][0063]
实施例1
[0064]
实施例1采用如图1所示的提高汽油分馏塔釜温的装置和工艺流程。
[0065]
该装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元和重组分脱除单元。
[0066]
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施e-3；所述液体原料裂解气热量回收设施e-3与液体原料裂解炉e-10的出料口连接，所述液体原料裂解炉e-10的进料口与液体原料管线连接。
[0067]
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施e-1与气体原料裂解炉e-9的出料口连接，所述气体原料裂解炉e-9的进料口与气体原料管线连接。
[0068]
所述重组分脱除单元包括脱重塔e-11和汽油分馏塔e-12，所述脱重塔e-11设置有脱重塔顶部出料管线和脱重塔底部液固重组分燃料油排出管线；所述脱重塔e-11通过脱重塔顶部出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接。
[0069]
所述液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线与所述脱重塔e-11连接；所述气体原料裂解气第二热量回收设施e-2的出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接；
[0070]
所述汽油分馏塔e-12设置有顶部气相出料管线和底部急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵e-7和急冷油热量回收设施e-8后分为两支，一支与所述汽油分馏塔e-12连接，另一支与液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线连接。
[0071]
所述脱重塔e-11设置分布器，其下部设置有蒸汽进料管线。
[0072]
所述汽油分馏塔e-12设置有塔板内件，并且由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
[0073]
采用上述装置的提高汽油分馏塔釜温的方法如下：
[0074]
液体原料p-10经液体原料裂解炉e-10裂解得到液体原料裂解气p-9，所述液体原料裂解气p-9经液体原料裂解气热量回收设施e-3冷却到温度450℃，得到经过热量回收后的液体原料裂解气p-12，然后与急冷油p-2混合进一步降温到282℃后进入脱重塔e-11。
[0075]
在脱重塔e-15中，与急冷油混合后的液体原料裂解气p-15中的气体与液体及固体颗粒分离，脱重塔e-11塔顶气相进入汽油分馏塔e-12继续降温，脱重塔e-11塔釜采出夹带固体颗粒的液相重组分燃料油p-13，实现液体原料裂解气中重组分的脱除；液相重组分燃料油p-13自塔釜的液相重组分燃料油泵e-6送出作为送出的液相重组分燃料油p-14。
[0076]
气体原料p-1经气体原料裂解炉e-9裂解得到气体原料裂解气p-4，所述气体原料裂解气p-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施e-1冷却到350℃，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施e-2进一步降温到213℃，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11送入汽油分馏塔e-12。
[0077]
脱重塔e-11塔顶气相和经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11在汽油分馏塔e-12进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自汽油分馏塔底部的急冷油p-23经急冷油泵e-7抽出并由急冷油热量回收设施e-8进行热量回收，回收热量后的急冷油p-17一部分返回汽油分馏塔e-12，另一部分作为急冷油p-2与经过热量回收后的液体原料裂解气p-12混合后进入脱重塔e-11，未冷凝的组分作为汽油分馏塔e-12塔顶气相p-19排出。所述汽油分馏塔e-12顶部设有汽油分馏塔塔顶回流p-20。
[0078]
气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、液体原料裂解气热量回收设施e-3通过发生蒸汽进行热量回收，发生蒸汽的压力为11.5mpag。
[0079]
气体原料裂解气第二热量回收设施e-2通过加热用于气体原料裂解气第一热量回收设施e-1的锅炉给水进行热量回收。
[0080]
气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2、液体原料裂解气热量回收设施e-3为多级串联的热量回收设施。
[0081]
脱重塔e-11下部引入蒸汽p-25作为汽提介质，引入蒸汽的压力等级优选为1.6mpag。
[0082]
实施例2
[0083]
实施例2采用如图2所示的提高汽油分馏塔釜温的装置和工艺流程。
[0084]
该装置包括液体原料裂解气热量回收单元、气体原料裂解气热量回收单元和重组分脱除单元。
[0085]
所述液体原料裂解气热量回收单元包括液体原料裂解气热量回收设施e-3；所述液体原料裂解气热量回收设施e-3与液体原料裂解炉e-10的出料口连接，所述液体原料裂解炉e-10的进料口与液体原料管线连接。
[0086]
所述气体原料裂解气热量回收单元包括气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2；所述气体原料裂解气第一热量回收设施e-1与气体原料裂解炉e-9的出料口连接，所述气体原料裂解炉e-9的进料口与气体原料管线连接。
[0087]
所述重组分脱除单元包括脱重塔e-11和汽油分馏塔e-12，所述脱重塔e-11设置有脱重塔顶部出料管线和脱重塔底部液固重组分燃料油排出管线；所述脱重塔e-11通过脱重塔顶部出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接。
[0088]
所述液体原料裂解气热量回收设施e-3的出料管线与所述脱重塔e-11下部连接；所述气体原料裂解气第二热量回收设施e-2的出料管线与所述汽油分馏塔e-12连接。
[0089]
所述汽油分馏塔e-12设置有顶部气相出料管线和底部急冷油出料管线，所述急冷油出料管线依次连接急冷油泵e-7和急冷油热量回收设施e-8后分为两支，一支与所述汽油分馏塔e-12连接，另一支与脱重塔(e-11)上部连接。
[0090]
所述脱重塔e-11设置分布器，其下部设置有蒸汽进料管线。
[0091]
所述汽油分馏塔e-12设置有塔板内件，并且由下至上分为急冷油段、盘油段和精馏段。
[0092]
采用上述装置的提高汽油分馏塔釜温的方法如下：
[0093]
液体原料p-10经液体原料裂解炉e-10裂解得到液体原料裂解气p-9，所述液体原料裂解气p-9经液体原料裂解气热量回收设施e-3冷却到温度450℃，得到经过热量回收后的液体原料裂解气p-12，然后进入脱重塔e-11底部。
[0094]
在脱重塔e-11中，经过热量回收后的液体原料裂解气p-12与进入脱重塔e-11顶部的急冷油p-2逆流接触，进一步降温到282℃，然后进行气液分离，脱重塔e-11塔顶气相进入汽油分馏塔e-12继续降温，脱重塔e-11塔釜采出夹带固体颗粒的液相重组分燃料油p-13，实现液体原料裂解气中重组分的脱除；液相重组分燃料油p-13自塔釜的液相重组分燃料油泵e-6送出作为送出的液相重组分燃料油p-14。
[0095]
气体原料p-1经气体原料裂解炉e-9裂解得到气体原料裂解气p-4，气所述体原料裂解气p-4进入气体原料裂解气第一热量回收设施e-1冷却到350℃，然后进入气体原料裂解气第二热量回收设施e-2进一步降温到213℃，经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11送入汽油分馏塔e-12。
[0096]
脱重塔e-11塔顶气相和经过第二次热量回收后的气体原料裂解气p-11在汽油分馏塔e-12进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油，其中，来自汽油分馏塔底部的急冷油p-23经急冷油泵e-7抽出并由急冷油热量回收设施e-8进行热量回收，回收热量后的急冷油p-17一部分返回汽油分馏塔e-12，另一部分作为急冷油p-2进入脱重塔e-11顶部，未冷凝的组分作为汽油分馏塔e-12塔顶气相p-19排出。所述汽油分馏塔e-12顶部设有汽油分馏塔塔顶回流p-20。
[0097]
气体原料裂解气第一热量回收设施e-1、气体原料裂解气第二热量回收设施e-2、
液体原料裂解气热量回收设施e-3，以及脱重塔e-11下部引入蒸汽p-25的设置方式与工艺条件同实施例1。
[0098]
对比例1
[0099]
对比例1采用传统流程，并采用与实施例1、2相同的裂解原料。
[0100]
自裂解炉来的气体原料裂解气一部分经过急冷锅炉冷却到420℃，然后与急冷油混合进一步降温到275℃后进入汽提塔。另一部分经过急冷锅炉冷却到350℃，与液体原料裂解气汇合。
[0101]
在所述汽提塔内进行气液分离，塔釜分离得到夹带固体颗粒的液相重组分燃料油，塔顶气相送入分馏塔塔釜进一步降温。
[0102]
自裂解炉来的液体原料裂解气经过急冷锅炉冷却到410℃，与350℃的气体原料裂解气汇合，然后与急冷油混合进一步降温到200℃后进入分馏塔。
[0103]
所述分馏塔顶部有回流。
[0104]
所述降温后的液体原料裂解气与汽提塔顶部气相在分馏塔进一步冷却，部分组分冷凝为液相急冷油。
[0105]
所述急冷油经泵抽出经过热量回收后，一部分返回分馏塔，另一部分作为急冷介质与所述冷却到420℃的气体原料裂解气混合后返回分馏塔。
[0106]
表2中列出了在相同裂解原料条件下，采用本发明方法的实施例1和实施例2以及不采用本发明方法的对比例1的汽油分馏塔釜温、急冷油组成和粘度数据。
[0107]
由表2中数据可知，在与实施例1和实施例2相同裂解原料条件下，采用对比例1的方法，汽油分馏塔釜温195.0℃时，急冷油中pgo组分所占比例60.24mol％，pfo组分所占比例36.66mol％，急冷油粘度为7.061cp，急冷油循环量为8399.1t/hr；采用本发明方法的实施例1和实施例2中汽油分馏塔釜温约200℃时，急冷油中pgo组分所占比例接近95mol％，pfo组分不到0.3mol％，相应地急冷油粘度为0.661cp、0.663cp，急冷油循环量为5752.9t/hr、5752.2t/hr。
[0108]
由以上数据对比可知，不采用本发明所要求的方法，汽油分馏塔釜温较低时，急冷油粘度仍然较高；而采用本发明的所要求的方法可实现较高汽油分馏塔釜温度的同时降低急冷油粘度，降低急冷油循环量，对急冷油稀释蒸汽发生系统的稳定运行和乙烯装置降低设备投资和操作费用有重要意义。
[0109]
表2
[0110]
项目实施例1实施例2对比例1汽油分馏塔釜温(℃)199.6199.7195.0急冷油组成(mol％)
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pgo94.8794.7960.24pfo0.26140.263036.66急冷油粘度/(cp)0.6610.6637.061急冷油循环量(t/hr)5752.95752.28399.1
[0111]
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。