CN101602959A - 催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法，它包括以下步骤：(1)将再吸收塔塔顶的干气首先经过膨胀机膨胀；(2)将膨胀后的干气与混合了压缩富气、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔顶取出的解吸气的混合物在换热器内进行换热，经换热后的混合物再进入平衡罐，所述的平衡罐得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部；(3)经所述的步骤(2)换热后的干气再经压缩机压缩至原吸收塔的塔顶干气压力，一部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口。本发明方法通过对吸收稳定系统工艺流程的改进来解决该系统内部冷源的问题，降低了干气中C3、C4组分的含量，使液化气的收率得以提高。
Description
技术领域
本发明涉及石油炼制中的催化裂化系统，特别是涉及催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法。
背景技术
催化裂化是主要的炼油装置之一，它的作用是将重质油轻质化，生产液化气、汽油和柴油。吸收稳定装置是催化裂化装置中的下游分离系统，它将来自催化分馏塔塔顶的原料粗汽油和富气分离成液化气和稳定汽油，同时得到副产品干气。吸收稳定装置的产品质量和能耗对整个催化裂化装置的经济效益有着十分重要的影响。
我国20世纪60年代的吸收稳定装置的吸收/解吸过程是单塔流程，吸收和解吸在一个塔中进行，上段为吸收段，下段为解吸段。该设备简单，但吸收和解吸是两个完全相反的过程，在一个塔内比较难做到同时满足塔顶和塔底的要求，因此，单塔流程的产品质量较差。为解决吸收塔(低温、高压)和解吸塔(高温、低压)对操作条件要求不同的矛盾，我国在20世纪70年代开始设计双塔流程，将吸收和解吸过程使用两个独立的塔来完成，将吸收和解吸过程使用两个独立的塔来完成，解决了吸收和解吸的相互干扰，避免了单塔塔顶贫气中C3含量高和塔底脱乙烷油中C2含量高的缺点，产品质量有了改善。但是目前国内炼厂催化裂化吸收稳定流程普遍存在着“干气不干”的问题，即部分C3 +被干气带走进入炼厂燃料气系统，同时导致液化气收率不高。除此之外，稳定汽油深度稳定程度不够，也会带走部分C3、C4组分，同样会造成液化气收率降低。
双塔流程解吸塔的进料方式主要有三种：(1)冷进料。平衡罐的凝缩油不加热直接进入解吸塔顶部。优点是吸收塔的气相负荷小，富气冷凝的冷却器负荷也小。缺点是解吸塔负荷大，解吸塔底再沸器负荷也大。(2)热进料。为减小解吸塔底再沸器的负荷，凝缩油经稳定汽油加热后再进入解吸塔顶部，同时也利用了稳定汽油的热能。缺点是吸收塔和解吸塔的负荷增大，吸收效果变差，同时富气冷凝的冷却器的负荷也增大了。(3)冷热双股进料。在本工艺中，从催化裂化来的富气经富气压缩机升压，然后经催化裂化富气空冷器冷却，冷却后与来自解吸塔的轻组份解吸气一起进入富气水冷器，冷却到40℃后进入平衡罐，吸收塔的富吸收油也送入平衡罐，分离出的富气进入吸收塔，冷凝缩油分为两股，一股与稳定汽油换热到80℃后进到解吸塔的中上部，另一股冷进料直接到解吸塔顶部。
在吸收稳定装置中吸收塔顶的贫气再进入再吸收塔底部，主分馏塔的轻柴油作为吸收剂，在再吸收塔顶得到干气，底部得到的富吸收油再循环回主分馏塔。解吸塔底的脱乙烷油经稳定汽油换热后进入稳定塔，稳定塔顶部和底部分别得到产品液化气和稳定汽油，其中的一部分稳定汽油经换热后还作为补充吸收剂回到吸收塔顶部，吸收塔中同时送入粗气油。
通过研究，目前炼厂普遍应用的双塔流程还存在以下几个方面的问题：(1)解吸塔过度解吸，导致吸收塔和解吸塔中大量的C3、C4组分循环，增大了吸收塔和解吸塔的负荷以及过程的能耗。(2)仅将原料粗汽油、富气分离为干气、液化气、稳定汽油产品，造成稳定汽油产品总烯烃含量不易调节。(3)吸收塔吸收效果不理想，干气中含有大量C3、C4组分，造成液化气收率降低。(4)稳定塔分离能力不够，液化气中C5组分含量高使其质量不合格，稳定汽油收率下降。(5)稳定汽油产品中C4含量高，造成汽油蒸汽压不合格。
发明内容
本发明的目的在于克服已有技术的不足，提供降低了干气中C3、C4组分的含量，使液化气的收率得以提高的一种催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法。
为了达到上述目的，本发明的催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法包括以下步骤：
(1)将再吸收塔塔顶的干气首先经过膨胀机膨胀至出口压力为200-300kpa，温度为-38.9--23.763℃；
(2)将所述的膨胀后的干气与混合了压缩富气、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔顶取出的解吸气的混合物在换热器内进行换热，经换热后温度为29.074-34.657℃的所述的混合物再进入平衡罐，所述的平衡罐得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部；
(3)经所述的步骤(2)换热后的温度为24.131-29.715℃干气再经压缩机压缩至原吸收塔的塔顶干气压力，一部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口，所述的干气循环量与压缩富气、富吸收油和解吸气的摩尔体积比为1.7～1.8∶1。
本发明方法通过对吸收稳定系统工艺流程的改进来解决该系统内部冷源的问题，降低了干气中C3、C4组分的含量，使液化气的收率得以提高。干气通过膨胀机膨胀到较低压力后，温度有较大幅度降低，当选用本发明中的出口压力为200kpa时，干气温度可降为-38.9℃。由于干气量相较于压缩富气、解吸气和富吸收油的混合物的量过小，若直接用干气和混合物换热，降温效果不明显，故采用干气循环的办法，加大干气的循环量，从而能得到更多的冷量，达到更好的换热效果。通过本发明的工艺改造，解吸塔底的热负荷有所增加，还需增加一台压缩机和一台膨胀机。但是通过换热，吸收塔进料和解吸塔进料温度都从40℃降低至29℃，吸收效果和解吸效果都有了较大改善，干气量以及干气中的C3 +含量都降低了，液化气中的C2 -含量下降，液化气量增加了2.5％。
附图说明
附图是本发明的催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率方法的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细描述。
本发明首先通过流程模拟，发现解吸塔的解吸效果对解吸塔顶的温度十分敏感，随解吸塔顶温度降低，解吸气中C2 -含量上升，C3 +含量下降，解吸效果有明显好转。降低解吸塔顶温度可以通过降低冷进料的方法来实现。但是冷却水的冷却能力有限，本发明的特点就在于应用系统内部的干气实现了冷源的要求。本工艺采用解吸塔冷进料流程。
基于上述工作原理如附图所示的本发明的方法包括以下步骤：(1)将再吸收塔塔顶的干气13首先经过膨胀机17膨胀至出口压力为200-300kpa，温度为-38.9--23.763℃。(2)将所述的膨胀后的干气13与混合了压缩富气5、吸收塔1塔底取出的富吸收油6和解吸塔顶取出的解吸气7的混合物在换热器内进行换热，经换热后温度为29.074-34.657℃的所述的混合物再进入平衡罐，所述的平衡罐得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相10作为冷进料进入解吸塔3顶部。(3)经所述的步骤(2)换热后的温度为24.131-29.715℃的干气再经压缩机压缩至原吸收塔的塔顶干气压力，一部分作为产品13排出系统，剩余部分循环回膨胀机17入口，所述的干气循环量与压缩富气5、富吸收油6和解吸气7的摩尔体积比为1.7～1.8∶1。
本发明方法其余设备的连接与操作与传统工艺相同：即在吸收稳定装置中吸收塔1塔顶的贫气11再进入再吸收塔2底部，主分馏塔的轻柴油12作为吸收剂，在再吸收塔2塔顶得到干气13，底部得到的富吸收油14再循环回主分馏塔。解吸塔3塔底的脱乙烷油经稳定汽油16换热后进入稳定塔4，稳定塔4顶部和底部分别得到产品液化气15和稳定汽油16，其中的一部分稳定汽油16经换热后还作为补充吸收剂8回到吸收塔1顶部，吸收塔中同时送入粗汽油9。
实施例1
以催化加工量为65万吨/年的炼油厂进行模拟，其压缩富气量为14241kg/h，粗汽油流量为23545kg/h。本工艺采用解吸塔冷进料流程。来自于催化裂化主分馏塔的压缩富气、富吸收油和解吸塔顶的解吸气混合后约为62℃。再吸收塔顶的干气首先经过膨胀机至出口压力为200kpa，温度降为-38.9℃，然后再与压缩富气、富吸收油和解吸气的混合物进行换热，混合物经换热后为30.2℃，干气温度升至25.2℃，再经压缩机压缩至压力为1500kpa，部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口，循环量为1910kmol/h，所述的干气循环量与压缩富气、富吸收油和解吸气的摩尔体积比为1.7∶1。换热后的混合物再进入平衡罐，得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部。吸收塔顶的贫气再进入再吸收塔底部，主分馏塔的轻柴油作为吸收剂，在再吸收塔顶得到干气，底部得到的富吸收油再循环回主分馏塔。解吸塔底的脱乙烷油经稳定汽油换热后进入稳定塔，稳定塔顶部和底部分别得到产品液化气和稳定汽油，其中的一部分稳定汽油经换热后还作为补充吸收剂回到吸收塔顶部。采用本发明方法得到的产品的质量指标为：脱乙烷汽油中C2＜0.05％(m)，液化气中C5 +＜1.0％(v)，稳定汽油中C4 -＜1.0％(m)，干气中C3 +＜3.0％(v)。
将本例实施例1的处理效果与没有干气循环制冷的冷进料工艺的处理效果进行比较，工艺比较结果如下：表1为本发明的方法和常规冷进料各种工艺指标的比较。表二为本发明的方法和常规冷进料的能耗比较。
表1工艺指标的比较
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 干气膨胀后出口温度/℃ | - | -38.9 |
| 解吸塔冷进料温度/℃ | 40.0 | 30.2 |
| 解吸塔顶温度/℃ | 44.6 | 35.5 |
| 解吸气量/kg·h-1 | 4964 | 5406 |
| 干气量/kg·h-1 | 6097 | 5928 |
| 干气中C3 +％(m) | 2.035 | 1.760 |
| 液化气量/kg·h-1 | 7222 | 7390 |
| 液化气中C2 -％(m) | 0.181 | 0.177 |
| 液化气中C5 +％(m) | 1.0 | 1.0 |
表2能耗的比较(M*kJ/h)
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 解吸塔再沸器热负荷 | 12.2385 | 12.9066 |
| 吸收塔中间取热 | -1.3531 | -1.1654 |
| 膨胀机能耗 | - | 0.1127 |
| 压缩机能耗 | - | 0.2621 |
| 能量总耗 | 13.5916 | 14.4468 |
表1为各项工艺指标的比较。从表1中可以看出，通过干气循环制冷的方法，解吸塔顶的温度降低了9℃，其效果是干气中C3 +含量降低0.275个百分点，液化气量增加了2.33％，液化气中C2 -含量也下降了0.004个百分点，吸收和解吸效果都有了明显提高。
表2为能耗的比较。从表2中可以看出，干气循环制冷的方法增加了解吸塔再沸器的热负荷，而且除了设备的增加，也产生了更多的能耗。吸收塔中间取热的冷能耗有所降低。
本发明虽然在能耗方面有所增加，但是以系统内部原料，即循环干气解决了冷源问题，达到了增产液化气以及减少干气的减排效果。
实施例2
以催化加工量为65万吨/年的炼油厂进行模拟，其压缩富气量为14241kg/h，粗汽油流量为23545kg/h。本工艺采用解吸塔冷进料流程。来自于催化裂化主分馏塔的压缩富气、富吸收油和解吸塔顶的解吸气混合后约为62℃。再吸收塔顶的干气首先经过膨胀机至出口压力为250kpa，温度降为-30.7℃，然后再与压缩富气、富吸收油和解吸气的混合物进行换热，混合物经换热后为32.5℃，干气温度升至27.5℃，再经压缩机压缩至压力为1500kpa，部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口，循环量为2000kmol/h，所述的干气循环量与压缩富气、富吸收油和解吸气的摩尔体积比为1.76∶1。换热后的混合物再进入平衡罐，得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部。吸收塔顶的贫气再进入再吸收塔底部，主分馏塔的轻柴油作为吸收剂，在再吸收塔顶得到干气，底部得到的富吸收油再循环回主分馏塔。解吸塔底的脱乙烷油经稳定汽油换热后进入稳定塔，稳定塔顶部和底部分别得到产品液化气和稳定汽油，其中的一部分稳定汽油经换热后还作为补充吸收剂回到吸收塔顶部。采用本发明方法得到的产品的质量指标为：脱乙烷汽油中C2＜0.05％(m)，液化气中C5 +＜1.0％(v)，稳定汽油中C4 -＜1.0％(m)，干气中C3 +＜3.0％(v)。
将本例实施例2的处理效果与没有干气循环制冷的冷进料工艺的处理效果进行比较，工艺比较结果如下：表1为本发明的方法和常规冷进料各种工艺指标的比较。表二为本发明的方法和常规冷进料的能耗比较。
表1工艺指标的比较
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 干气膨胀后出口温度/℃ | - | -30.7 |
| 解吸塔冷进料温度/℃ | 40.0 | 32.5 |
| 解吸塔顶温度/℃ | 44.6 | 37.7 |
| 解吸气量/kg·h-1 | 4964 | 5289 |
| 干气量/kg·h-1 | 6097 | 5962 |
| 干气中C3 +％(m) | 2.035 | 1.813 |
| 液化气量/kg·h-1 | 7222 | 7355 |
| 液化气中C2 -％(m) | 0.181 | 0.178 |
| 液化气中C5 +％(m) | 1.0 | 1.0 |
表2能耗的比较(M*kJ/h)
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 解吸塔再沸器热负荷 | 12.2385 | 12.7378 |
| 吸收塔中间取热 | -1.3531 | -1.2069 |
| 膨胀机能耗 | - | 0.1049 |
| 压缩机能耗 | - | 0.2358 |
| 能量总耗 | 13.5916 | 14.2854 |
表1为各项工艺指标的比较。从表1中可以看出，通过干气循环制冷的方法，解吸塔顶的温度降低了近7℃，其效果是干气中C3 +含量降低0.222个百分点，液化气量增加了1.84％，液化气中C2 -含量也下降了0.003个百分点，吸收和解吸效果都有了明显提高。
表2为能耗的比较。从表2中可以看出，干气循环制冷的方法增加了解吸塔再沸器的热负荷，而且除了设备的增加，也产生了更多的能耗。吸收塔中间取热的冷能耗有所降低。
本发明虽然在能耗方面有所增加，但是以系统内部原料，即循环干气解决了冷源问题，达到了增产液化气以及减少干气的减排效果。
实施例3
以催化加工量为65万吨/年的炼油厂进行模拟，其压缩富气量为14241kg/h，粗汽油流量为23545kg/h。本工艺采用解吸塔冷进料流程。来自于催化裂化主分馏塔的压缩富气、富吸收油和解吸塔顶的解吸气混合后约为62℃。再吸收塔顶的干气首先经过膨胀机至出口压力为300kpa，温度降为-23.7℃，然后再与压缩富气、富吸收油和解吸气的混合物进行换热，混合物经换热后为34.5℃，干气温度升至29.5℃，再经压缩机压缩至压力为1500kpa，部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口，循环量为2024kmol/h，所述的干气循环量与压缩富气、富吸收油和解吸气的摩尔体积比为1.8∶1。换热后的混合物再进入平衡罐，得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部。吸收塔顶的贫气再进入再吸收塔底部，主分馏塔的轻柴油作为吸收剂，在再吸收塔顶得到干气，底部得到的富吸收油再循环回主分馏塔。解吸塔底的脱乙烷油经稳定汽油换热后进入稳定塔，稳定塔顶部和底部分别得到产品液化气和稳定汽油，其中的一部分稳定汽油经换热后还作为补充吸收剂回到吸收塔顶部。采用本发明方法得到的产品的质量指标为：脱乙烷汽油中C2＜0.05％(m)，液化气中C5 +＜1.0％(v)，稳定汽油中C4 -＜1.0％(m)，干气中C3 +＜3.0％(v)。
将本例实施例2的处理效果与没有干气循环制冷的冷进料工艺的处理效果进行比较，工艺比较结果如下：表1为本发明的方法和常规冷进料各种工艺指标的比较。表二为本发明的方法和常规冷进料的能耗比较。
表1工艺指标的比较
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 干气膨胀后出口温度/℃ | - | -23.7 |
| 解吸塔冷进料温度/℃ | 40.0 | 34.5 |
| 解吸塔顶温度/℃ | 44.6 | 39.5 |
| 解吸气量/kg·h-1 | 4964 | 5195 |
| 干气量/kg·h-1 | 6097 | 5997 |
| 干气中C3 +％(m) | 2.035 | 1.865 |
| 液化气量/kg·h-1 | 7222 | 7319 |
| 液化气中C2 -％(m) | 0.181 | 0.179 |
| 液化气中C5 +％(m) | 1.0 | 1.0 |
表2能耗的比较(M*kJ/h)
| 方案 | 传统冷进料工艺 | 干气循环制冷新工艺 |
| 解吸塔再沸器热负荷 | 12.2385 | 12.600 |
| 吸收塔中间取热 | -1.3531 | -1.2442 |
| 膨胀机能耗 | - | 0.0982 |
| 压缩机能耗 | - | 0.2148 |
| 能量总耗 | 13.5916 | 14.1572 |
表1为各项工艺指标的比较。从表1中可以看出，通过干气循环制冷的方法，解吸塔顶的温度降低了5℃，其效果是干气中C3 +含量降低0.170个百分点，液化气量增加了1.34％，液化气中C2 -含量也下降了0.002个百分点，吸收和解吸效果都有了明显提高。
表2为能耗的比较。从表2中可以看出，干气循环制冷的方法增加了解吸塔再沸器的热负荷，而且除了设备的增加，也产生了更多的能耗。吸收塔中间取热的冷能耗有所降低。
本发明虽然在能耗方面有所增加，但是以系统内部原料，即循环干气解决了冷源问题，达到了增产液化气以及减少干气的减排效果。
Claims (1)
1.催化裂化装置下游分离系统提高液化气收率的方法，其特征在于它包括以下步骤：
(1)将再吸收塔塔顶的干气首先经过膨胀机膨胀至出口压力为200-300kpa，温度为-38.9-23.763℃；
(2)将所述的膨胀后的干气与混合了压缩富气、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔塔顶取出的解吸气的混合物在换热器内进行换热，经换热后温度为29.074-34.657℃的所述的混合物再进入平衡罐，所述的平衡罐得到的气相作为进料进入吸收塔底部，液相作为冷进料进入解吸塔顶部；
(3)经所述的步骤(2)换热后的温度为24.131-29.715℃干气再经压缩机压缩至原吸收塔的塔顶干气压力，一部分作为产品排出系统，剩余部分循环回膨胀机入口，所述的干气循环量与压缩富气、富吸收油和解吸气的摩尔体积比为1.7～1.8∶1。
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