一种柴油加氢处理工艺

摘要

本发明公开了一种柴油加氢处理工艺，是基于柴油加氢工艺中，只有柴油是唯一目的产品，需要实施严格质量指标控制，而石脑油通常进催化重整装置预处理工段以及含硫油气通常送邻近吸收稳定系统或轻烃回收装置，均有相应的下游加工手段，故无需严格控制产品质量之实际情况而提出来的。本发明通过集成反应产物硫化氢汽提塔和产品分馏塔实现了柴油加氢处理工艺中的单塔运行，同时通过设置反应产物一次-低分油三次的第五换热器，实现了反应子系统和分馏子系统的热集成，使分馏系统停开再沸炉而成为可能。

权利要求

1.一种柴油加氢处理工艺，其特征在于，包括以下步骤：

1）柴油（1）与氢气混合后进第一换热器（E1)进行换热，升温到270-280℃；

2）从第一换热器（E1)出来的混合物进原料加热炉（F1)，待加热到320-330℃后再进加氢反应器（R1)；

3）从加氢反应器（R1)出来的反应产物依次经第五换热器（E5)、第一换热器（E1)、第二换热器（E2)换热后，降温到175-185℃，之后注水并经第一空气冷却器（EA1)冷却到

45-55℃后进冷高分罐（D1)，分离出含氢气体和冷高分油；

4）冷高分罐（D1)分出的含氢气体进循环氢压缩机（C1)，经循环氢压缩机（C1)提压后与新氢（2）混合，混合后分两路，其中一路与柴油混合，另一路进加氢反应器（R1)，而从冷高分罐（D1)排出的冷高分油则经减压后进冷低分罐（D2)，在该冷低分罐（D2)中分离出低分气（3）和低分油；

5）低分气（3）排出冷低分罐（D2)，而低分油则依次经第二换热器（E2)、第三换热器（E3)、第五换热器（E5)换热后进汽提分馏塔（T1)，此时对该汽提分馏塔（T1)注入汽提蒸汽（4），之后该汽提分馏塔（T1)分离出石脑油（5）、含硫油气（6）及产品柴油（7）；

6）石脑油（5）和含硫油气（6）从汽提分馏塔（T1)出来后分别往后一工序送去，而产品柴油（7）则依次经第三换热器（E3)和第四换热器E4换热后进第二空气冷却器（EA2)冷却，冷却到45-55℃后，最终进入成品油罐区，即得。

2.根据权利要求1所述的一种柴油加氢处理工艺，其特征在于：所述第二换热器（E2)的出口产物侧设置有注水装置（8）。

3.根据权利要求1所述的一种柴油加氢处理工艺，其特征在于：所述冷高分罐（D1)和冷低分罐（D2)排出有含硫污水（9），并送酸性水汽提装置处理。

4.根据权利要求1所述的一种柴油加氢处理工艺，其特征在于：所述汽提分馏塔（T1)设置有用于控制其进料温度的反应产物旁路调节部分。

5.根据权利要求1所述的一种柴油加氢处理工艺，其特征在于：所述石脑油（5）从汽提分馏塔（T1)出来后，经泵送催化重整装置预处理工段。

6.根据权利要求1所述的一种柴油加氢处理工艺，其特征在于：所述含硫油气（6）自压送邻近的催化裂化装置吸收或轻烃回收装置回收。

说明书

一种柴油加氢处理工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及柴油加工工艺的技术领域，尤其是指一种柴油加氢处理工艺。

背景技术

[0002] 催化加氢对提高原油加工深度，合理利用石油资源，改善油品质量，提高轻油收率以及减少大气污染等都具有重要意义。催化加氢过程是石油馏分在临氢条件下实施催化加工过程的通称。目前炼油厂采用的加氢过程，按反应深度从低到高一般分有：加氢精制、加氢改质和加氢裂化。柴油加氢的反应深度一般不超过改质，故有改质和精制两类，其产品主要是柴油、石脑油（或汽油）和含硫油气。

[0003] 目前，现有柴油加氢处理工艺通常都采用“两炉两塔”流程，具体如图3所示，图中，来自上游装置如催化裂化、延迟焦化或常减压的柴油01先与氢气混合，再与反应产物换热，然后进原料加热炉F01，加热到一定温度后进固定床反应器R01。从反应器出来的反应产物经与原料和低分油换热后进空气冷却器EA01冷却到大约50℃进冷高分罐D01。从冷高分罐D01顶部出来的富含氢气体随后进循环氢压缩机C01，经提压并补充新氢02后再回到反应系统，液相则从下部排出经减压后进冷低分罐D02。在冷低分罐D02中，低分气从顶部自压去脱硫系统，低分油则经与反应产物和产品柴油换热后进硫化氢汽提塔T01。汽提塔依靠塔底再沸炉F02供热，塔顶不出产品，采用全冷回流操作，从分液罐V01分出的含硫油气自压出装置，塔底液相油品则直接进产品分馏塔T02。为保证柴油质量，分馏塔T02底常吹适量汽提蒸汽。塔底产品柴油与低分油换热后，再经热水换热器E04和空气冷却器EA02被冷却到大约50℃送罐区做柴油调和组分，塔顶石脑油（或汽油）则送催化重整装置预处理工段做重整原料。

[0004] 由此可见，柴油加氢处理共有三个产品，一是从V01和V02排出的含硫油气，它们通常送邻近的催化裂化装置吸收稳定系统或轻烃回收系统，以回收其中的液态烃；二是石脑油，它们一般做催化重整装置预处理工段的原料，又由于预处理工段设有预分馏和预加氢工艺，故石脑油适量含硫是许可的；三是产品柴油，显然也只有它才是柴油加氢处理的目的产品。如此看来，将硫化氢汽提塔T01和产品分馏塔T02合二为一成汽提分馏塔，并在其中以塔底柴油质量作为控制目标是完全可以的。又因为柴油质量控制的关键是轻馏分合格，故可适度降低汽提分馏塔的操作压力，并仍辅助塔底汽提，这样分馏能耗就将大大降低，使之由反应进料加热炉供热而成为可能。于是“两炉两塔”流程便可转化为“单炉单塔”流程，柴油加氢处理工艺将被大大简化。本发明正是基于这一考虑而提出来的。

发明内容

[0005] 本发明的目的在于克服现有柴油加氢处理工艺流程复杂、能耗高的缺点，提供了一种集反应产物硫化氢汽提和产品分离为一体，并辅助反应进料加热炉供热的柴油加氢处理工艺。

[0006] 为实现上述目的，本发明所提供的技术方案为：一种柴油加氢处理工艺，包括以下步骤：

[0007] 1）柴油与氢气混合后进第一换热器进行换热，升温到270-280℃；

[0008] 2）从第一换热器出来的混合物进原料加热炉，待加热到320-330℃后再进加氢反应器；

[0009] 3）从加氢反应器出来的反应产物依次经第五换热器、第一换热器、第二换热器换热后，降温到175-185℃，之后注水并经第一空气冷却器冷却到45-55℃后进冷高分罐，分离出含氢气体和冷高分油；

[0010] 4）冷高分罐分出的含氢气体进循环氢压缩机，经循环氢压缩机提压后与新氢混合，混合后分两路，其中一路与柴油混合，另一路进加氢反应器，而从冷高分罐排出的冷高分油则经减压后进冷低分罐，在该冷低分罐中分离出低分气和低分油；

[0011] 5）低分气排出冷低分罐，而低分油则依次经第二换热器、第三换热器、第五换热器换热后进汽提分馏塔，此时对该汽提分馏塔注入汽提蒸汽，之后该汽提分馏塔分离出石脑油、含硫油气及产品柴油；

[0012] 6）石脑油和含硫油气从汽提分馏塔出来后分别往后一工序送去，而产品柴油则依次经第三换热器和第四换热器换热后进第二空气冷却器冷却，冷却到45-55℃后，最终进入成品油罐区，即得。

[0013] 所述第二换热器的出口产物侧设置有注水装置。

[0014] 所述冷高分罐和冷低分罐排出有含硫污水，并送酸性水汽提装置处理。

[0015] 所述汽提分馏塔设置有用于控制其进料温度的反应产物旁路调节部分。

[0016] 所述石脑油从汽提分馏塔出来后，经泵送催化重整装置预处理工段。

[0017] 所述含硫油气自压送邻近的催化裂化装置吸收或轻烃回收装置回收。

[0018] 本发明与现有技术相比，具有如下优点与有益效果：

[0019] 1、采用汽提分馏塔（该汽提分馏塔集成了反应产物硫化氢汽提塔和产品分馏塔的功能）实现了柴油加氢处理工艺中的单塔运行，进而可以将传统的“两炉两塔”流程变为“单炉单塔”流程，同时通过设置反应产物一次-低分油三次的第五换热器，实现了反应子系统和分馏子系统的热集成，使分馏系统停开再沸炉而成为可能；

[0020] 2、停开反应产物硫化氢汽提塔以及相应的塔底再沸炉，将传统的“两炉两塔”流程变为“单炉单塔”流程，有利于简化柴油加氢处理工艺的流程，减少设备投资，简化操作并降低运行能耗6-15%；

[0021] 3、用加氢反应产物一次加热汽提分馏塔进料，将反应进料加热炉的部分热负荷从反应子系统转移到分馏子系统，并设置相应的进料温度控制措施，有利于实现柴油加氢处理工艺内反应子系统和分馏子系统的能量集成，提高能量使用效率；

[0022] 4、适当降低汽提分馏塔的操作压力，并辅助塔底蒸汽汽提，有利于减少分馏系统的能耗70-80%，并降低系统能量集成的难度，对改造项目而言则无需对反应进料加热炉实施扩容改造；

[0023] 5、产品流向、产品柴油的质量和收率均不受影响。

附图说明

[0024] 图1为本发明的工艺流程示意图。

[0025] 图2为本发明的低分油进汽提分馏塔的温度控制示意图。

[0026] 图3为现有技术的工艺流程示意图。

具体实施方式

[0027] 下面结合多个具体实施例对本发明作进一步说明。

[0028] 实施例1

[0029] 参见图1所示，本实施例所述的柴油加氢处理工艺，具体情形如下：来自上游装3
置的原料柴油1（120℃、10.8MPag、119048kg/h）与氢气（75℃、10.8MPag、130000Nm/h、
24972kg/h）混合后102℃进第一换热器E1与加氢反应产物二次（334℃、10MPag、153625kg/h）换热，被升温到276℃进原料加热炉F1，待进一步升温到321℃后进加氢反应器R1（对应原料加热炉F1的有效热负荷为7520.1kW）。从加氢反应器R1出来的反应产物的温度是368℃，之后该反应产物经第五换热器E5与冷低分油三次（215℃、1.4MPag、121816kg/h）换热后降温到334℃，之后再被混氢并经第一换热器E1与原料柴油换热降温到205℃，随后进第二换热器E2与冷低分油一次（55℃、1.4MPag、121816kg/h）换热降温到180℃，此时，为防止反应产物中铵盐结晶，所述第二换热器E2的出口产物侧设置有注水装置8，注水
10000kg/h（35℃、13MPag），混合后反应产物的温度是148℃，之后反应产物进第一空气冷却器EA1冷却，再降温到50℃后进冷高分罐D1，冷高分罐D1的操作压力控制在9.5MPag，
3
高分气（50℃、9.5MPag、31650kg/h、161336Nm/h）经循环氢压缩机C1提压到10.8MPag后与
3 3
新氢2（75℃、10.8MPag、2730kg/h、17666Nm/h）混合，然后分两路，一路130000Nm/h与原
3
料柴油混合，另一路50000Nm/h作为急冷氢进加氢反应器R1。而从冷高分罐D1排出的冷高分油（50℃、9.5MPag、122202kg/h）则经减压后进冷低分罐D2，在该冷低分罐D2中分离出
3
低分气3和低分油，冷低分罐D2的操作压力控制在1.4MPag，分出低分气932Nm/h（55℃、
1.4MPag、386kg/h）直接排出冷低分罐D2，而冷低分油（55℃、1.4MPag、121816kg/h）则进第二换热器E2与反应产物三次换热，此时，所述冷高分罐D1和冷低分罐D2底部共排出含硫污水9（9773kg/h），并送酸性水汽提装置处理。另外，在第二换热器E2中，低分油的换后温度是112℃，它随后进第三换热器E3与产品柴油一次（245℃、0.7MPag、109118kg/h）换热到215℃，然后进第五换热器E5，被反应产物一次加热到286℃进汽提分馏塔T1，同时对该汽提分馏塔T1注入汽提蒸汽4，而在本实施例中，该汽提分馏塔T1的进料温度（即是低分油进入汽提分馏塔T1的温度）由反应产物旁路调节部分控制，具体如图2所示。此外，所述汽提分馏塔T1有30块浮阀塔板，进料口为第24板。该汽提分馏塔T1的塔顶温度172℃、压力0.33MPag，回流温度35℃，回流量24430kg/h，塔顶冷却器EC1的冷却负荷为7641.6kW。
塔顶分液罐V1中，分出干点为180℃的石脑油5（12000kg/h），经泵送催化重整装置预处理
3
工段，溢出的含硫油气6（35℃、0.33MPag、906kg/h、672Nm/h）自压送邻近催化裂化装置吸收稳定系统一级富气分液罐。该汽提分馏塔T1的塔底温度245℃，注入1.0MPag、260℃汽提蒸汽4（2291kg/h），抽出初馏点为177℃的产品柴油7（109117kg/h），之后该产品柴油7进第三换热器E3与冷低分油一次换热后温度为133℃，随后进第四换热器E4（该第四换热器E4具体为热水换热器）换热后进第二空气冷却器EA2冷却，冷却到50℃后，最终进入成品油罐区，即得。

[0030] 实施例2

[0031] 与实施例1不同的是本实施例所述的柴油加氢处理工艺，具体情形如下：来自上3
游装置的原料柴油1（120℃、10.8MPag、119048kg/h）与氢气（75℃、10.8MPag、130000Nm/h、
24972kg/h）混合后102℃进第一换热器E1与加氢反应产物二次（334℃、10MPag、153625kg/h）换热，被升温到270℃进原料加热炉F1，待进一步升温到321℃后进加氢反应器R1（对应原料加热炉F1的有效热负荷为8513.6kW）。从加氢反应器R1出来的反应产物的温度是368℃，之后该反应产物经第五换热器E5与冷低分油三次（215℃、1.4MPag、121816kg/h）换热后降温到334℃，之后再被混氢并经第一换热器E1与原料柴油换热降温到211℃，随后进第二换热器E2与冷低分油一次（50℃、1.4MPag、121816kg/h）换热降温到185℃，此时，为防止反应产物中铵盐结晶，所述第二换热器E2的出口产物侧设置有注水装置8，注水
10000kg/h（35℃、13MPag），混合后反应产物的温度是151.3℃，之后反应产物进第一空气冷却器EA1冷却，再降温到50℃后进冷高分罐D1，冷高分罐D1的操作压力控制在9.5MPag，
3
高分气（50℃、9.5MPag、31650kg/h、161336Nm/h）经循环氢压缩机C1提压到10.8MPag后与
3 3
新氢2（75℃、10.8MPag、2730kg/h、17666Nm/h）混合，然后分两路，一路130000Nm/h与原
3
料柴油混合，另一路50000Nm/h作为急冷氢进加氢反应器R1。而从冷高分罐D1排出的冷高分油（50℃、9.5MPag、122202kg/h）则经减压后进冷低分罐D2，在该冷低分罐D2中分离出
3
低分气3和低分油，冷低分罐D2的操作压力控制在1.4MPag，分出低分气932Nm/h（55℃、
1.4MPag、386kg/h）直接排出冷低分罐D2，而冷低分油（55℃、1.4MPag、121816kg/h）则进第二换热器E2与反应产物三次换热，此时，所述冷高分罐D1和冷低分罐D2底部共排出含硫污水9（9773kg/h），并送酸性水汽提装置处理。另外，在第二换热器E2中，低分油的换后温度是115℃，它随后进第三换热器E3与产品柴油一次（245℃、0.7MPag、109118kg/h）换热到215℃，然后进第五换热器E5，被反应产物一次加热到286℃进汽提分馏塔T1，同时对该汽提分馏塔T1注入汽提蒸汽4，而在本实施例中，该汽提分馏塔T1的进料温度（即是低分油进入汽提分馏塔T1的温度）同样也由反应产物旁路调节部分控制，具体如图2所示。此外，所述汽提分馏塔T1有30块浮阀塔板，进料口为第24板。该汽提分馏塔T1的塔顶温度172℃、压力0.33MPag，回流温度35℃，回流量24430kg/h，塔顶冷却器EC1的冷却负荷为
7641.6kW。塔顶分液罐V1中，分出干点为180℃的石脑油5（12000kg/h），经泵送催化重整装
3
置预处理工段，溢出的含硫油气6（35℃、0.33MPag、906kg/h、672Nm/h）自压送邻近催化裂化装置吸收稳定系统一级富气分液罐。该汽提分馏塔T1的塔底温度245℃，注入1.0MPag、
260℃汽提蒸汽4（2291kg/h），抽出初馏点为177℃的产品柴油7（109117kg/h），之后该产品柴油7进第三换热器E3与冷低分油一次换热后温度为136℃，随后进第四换热器E4（该第四换热器E4具体为热水换热器）换热后进第二空气冷却器EA2冷却，冷却到50℃后，最终进入成品油罐区，即得。

[0032] 实施例3

[0033] 与实施例1不同的是本实施例所述的柴油加氢处理工艺，具体情形如下：来自上3
游装置的原料柴油1（120℃、10.8MPag、119048kg/h）与氢气（75℃、10.8MPag、130000Nm/h、
24972kg/h）混合后102℃进第一换热器E1与加氢反应产物二次（334℃、10MPag、153625kg/h）换热，被升温到280℃进原料加热炉F1，待进一步升温到321℃后进加氢反应器R1（对应原料加热炉F1的有效热负荷为6910.7kW）。从加氢反应器R1出来的反应产物的温度是368℃，之后该反应产物经第五换热器E5与冷低分油三次（215℃、1.4MPag、121816kg/h）换热后降温到334℃，之后再被混氢并经第一换热器E1与原料柴油换热降温到201℃，随后进第二换热器E2与冷低分油一次（50℃、1.4MPag、121816kg/h）换热降温到175℃，此时，为防止反应产物中铵盐结晶，所述第二换热器E2的出口产物侧设置有注水装置8，注水
10000kg/h（35℃、13MPag），混合后反应产物的温度是145℃，之后反应产物进第一空气冷却器EA1冷却，再降温到50℃后进冷高分罐D1，冷高分罐D1的操作压力控制在9.5MPag，
3
高分气（50℃、9.5MPag、31650kg/h、161336Nm/h）经循环氢压缩机C1提压到10.8MPag后与
3 3
新氢2（75℃、10.8MPag、2730kg/h、17666Nm/h）混合，然后分两路，一路130000Nm/h与原
3
料柴油混合，另一路50000Nm/h作为急冷氢进加氢反应器R1。而从冷高分罐D1排出的冷高分油（50℃、9.5MPag、122202kg/h）则经减压后进冷低分罐D2，在该冷低分罐D2中分离出
3
低分气3和低分油，冷低分罐D2的操作压力控制在1.4MPag，分出低分气932Nm/h（55℃、
1.4MPag、386kg/h）直接排出冷低分罐D2，而冷低分油（55℃、1.4MPag、121816kg/h）则进第二换热器E2与反应产物三次换热，此时，所述冷高分罐D1和冷低分罐D2底部共排出含硫污水9（9773kg/h），并送酸性水汽提装置处理。另外，在第二换热器E2中，低分油的换后温度是115℃，它随后进第三换热器E3与产品柴油一次（245℃、0.7MPag、109118kg/h）换热到215℃，然后进第五换热器E5，被反应产物一次加热到286℃进汽提分馏塔T1，同时对该汽提分馏塔T1注入汽提蒸汽4，而在本实施例中，该汽提分馏塔T1的进料温度（即是低分油进入汽提分馏塔T1的温度）同样也由反应产物旁路调节部分控制，具体如图2所示。此外，所述汽提分馏塔T1有30块浮阀塔板，进料口为第24板。该汽提分馏塔T1的塔顶温度172℃、压力0.33MPag，回流温度35℃，回流量24430kg/h，塔顶冷却器EC1的冷却负荷为
7641.6kW。塔顶分液罐V1中，分出干点为180℃的石脑油5（12000kg/h），经泵送催化重整装
3
置预处理工段，溢出的含硫油气6（35℃、0.33MPag、906kg/h、672Nm/h）自压送邻近催化裂化装置吸收稳定系统一级富气分液罐。该汽提分馏塔T1的塔底温度245℃，注入1.0MPag、
260℃汽提蒸汽4（2291kg/h），抽出初馏点为177℃的产品柴油7（109117kg/h），之后该产品柴油7进第三换热器E3与冷低分油一次换热后温度为136℃，随后进第四换热器E4（该第四换热器E4具体为热水换热器）换热后进第二空气冷却器EA2冷却，冷却到50℃后，最终进入成品油罐区，即得。

[0034] 参见图3所示，来自上游装置的原料柴油01（120℃、10.8MPag、119048kg/h）与氢3
气（75℃、10.8MPag、130000Nm/h、24972kg/h）混合后102℃进换热器E01与加氢反应产物一次（368℃、10MPag、153625kg/h）换热，被升温到306℃后进原料加热炉F01，之后待进一步升温到321℃进加氢反应器R01（对应原料加热炉F01的有效热负荷为2593.8kW）。从加氢反应器R01出来的反应产物的温度是215℃，随后进换热器E02与冷低分油一次（55℃、
1.4MPag、121816kg/h）换热，降温到180℃。同样，为防止反应产物中铵盐结晶，换热器E02的出口产物侧设置有注水装置07，注水10000kg/h（35℃、13MPag），混合后反应产物的温度是148℃，之后反应产物进空气冷却器EA01冷却，再降温到50℃后进冷高分罐D01。此时，该
3
冷高分罐D01的操作压力控制在9.5MPag，高分气（50℃、9.5MPag、31650kg/h、161336Nm/
3
h）经循环氢压缩机C01提压到10.8MPag后与新氢02（75℃、10.8MPag、2730kg/h、17666Nm/
3 3
h）混合，然后分两路，一路130000Nm/h与原料柴油混合，另一路50000Nm/h作为急冷氢进加氢反应器R01。而从冷高分罐D01排出的冷高分油（50℃、9.5MPag、122202kg/h）则经减压后进冷低分罐D02，在该冷低分罐D02中分离出低分气03和低分油，此时，该冷低分罐
3
D02的操作压力控制在1.4MPag，分出低分气932Nm/h（55℃、1.4MPag、386kg/h）直接排出冷低分罐D02，冷低分油（55℃、1.4MPag、121816kg/h）则进换热器E02与反应产物二次换热，此时，所述冷高分罐D01和冷低分罐D02底部共排出含硫污水9773kg/h，并送酸性水汽提装置处理。另外，在换热器E02中，低分油的换后温度是136℃，它随后进换热器E03与柴油产品一次（245℃、0.7MPag、109000kg/h）换热到205℃进硫化氢汽提塔T01，该硫化氢汽提塔T01设有24块浮阀塔板，进料口为第6板，该硫化氢汽提塔T01的塔顶温度90.4℃、压力0.66MPag，全回流操作，回流温度36℃，回流量2500kg/h，塔顶冷却器EC01的负荷为
383.8kW；塔底温度287℃，塔底再沸炉F02循环量207153kg/h，被加热到319℃返塔，有效
3
热负荷7747.9kW。塔顶分液罐V01中溢出含硫油气972Nm/h（36℃、0.65MPag、1500kg/h），自压送邻近催化裂化装置吸收稳定系统一级富气分液罐，塔底油（287℃、0.7MPag、
120273kg/h）则自压进产品分馏塔T02，该产品分馏塔T02设有30块浮阀塔板，进料为第
26板，塔顶温度163.5℃、压力0.15MPag（塔的设计压力为0.4MPag），回流温度35℃，回流量24120kg/h，塔顶冷却器EC02的冷却负荷为6063.9kW。塔顶分液罐V02中，分出干点为
3
180℃的石脑油04（11204kg/h），经泵送催化重整装置预处理工段，约30Nm/h含硫气体则就近进低压燃气管网。此外，所述产品分馏塔T02的塔底温度245℃，注入1.0MPag、260℃汽提蒸汽05（600kg/h），抽出初馏点为173℃的产品柴油06（109000kg/h），经泵提压后进换热器E03与汽提塔进料换热降温到172℃，随后进热水换热器E04冷却到90℃后，再进空气冷却器EA02，被冷却到50℃后进成品油罐区，即得。

[0035] 综上所述，相比现有技术的柴油加氢处理工艺，本发明的流程结构方面，停开了硫化氢汽提塔T01和再沸炉F02，而只新增了一组反应产物一次-低分油三次的第五换热器2
E5（面积约290m），并设置了反应产物旁路调节部分，以控制低分油进汽提分馏塔T1的温度，且将汽提分馏塔T1的塔顶压力控制在0.33MPag；而本发明的用能方面结合上述三个具体实施例，情况如下：

[0036] 实施例1：

[0037] 原料加热炉F1有效热负荷为7520.1kW，比现有技术的10341.7kW（其中F01为2593.8kW，F02为7747.9kW）减少了2821.6kW，降幅达27.3%；但塔顶冷却负荷则由6447.7kW（其中EC01为383.8kW，EC02为6063.9kW）增加到7641.6kW，增加了1193.9kW，增幅为18.5%；汽提蒸汽量由600kg/h提高到2291kg/h，增加1691kg/h。合计，总能耗下降约2kg标油/t原料，降幅达11%。并按标准燃料油0.4万元/t、蒸汽0.02万元/t计算，实现节能效益620.7万元/年（冷却负荷不计）。

[0038] 实施例2：

[0039] 原料加热炉F1有效热负荷为8513.6kW，比现有技术的10341.7kW（其中F01为2593.8kW，F02为7747.9kW）减少了1828.1kW，降幅达17.7%；但塔顶冷却负荷则由6447.7kW（其中EC01为383.8kW，EC02为6063.9kW）增加到7641.6kW，增加了1193.9kW，增幅为18.5%；汽提蒸汽量由600kg/h提高到2291kg/h，增加1691kg/h。合计，总能耗下降约1.2kg标油/t原料，降幅达6.6%。并按标准燃料油0.4万元/t、蒸汽0.02万元/t计算，实现节能效益270.1万元/年（冷却负荷不计）。

[0040] 实施例3：

[0041] 原料加热炉F1有效热负荷为6910.7kW，比现有技术的10341.7kW（其中F01为2593.8kW，F02为7747.9kW）减少了3431kW，降幅达33.2%；但塔顶冷却负荷则由6447.7kW（其中EC01为383.8kW，EC02为6063.9kW）增加到7641.6kW，增加了1193.9kW，增幅为
18.5%；汽提蒸汽量由600kg/h提高到2291kg/h，增加1691kg/h。合计，总能耗下降约2.4kg标油/t原料，降幅达13.2%。并按标准燃料油0.4万元/t、蒸汽0.02万元/t计算，实现节能效益795.8万元/年（冷却负荷不计）。

[0042] 此外，出于设备耐压和耐腐蚀性考虑，本发明工艺也可以关停原产品分馏塔T02，利用原硫化氢汽提塔T01做成汽提分馏塔T1，但由于改进后塔的进料温度会升高，故塔的进料口位置需适当下移。

[0043] 以上所述之实施例子只为本发明之较佳实施例，并非以此限制本发明的实施范围，故凡依本发明之形状、原理所作的变化，均应涵盖在本发明的保护范围内。