CN101659876A - 一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，汽液平衡罐液相经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油换热进入解吸塔T302；解吸塔T302塔底脱乙烷汽油经换热器E305与稳定塔T304塔底稳定汽油换热进稳定塔T304；稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305和换热器E302冷却后部分进入反应-再生系统回炼，其它经换热器E303冷却后部分进入吸收塔T301，解吸塔T305塔低稳定汽油经换热器E301和换热器E304二级冷却后作为稳定汽油产品出装置；热负荷降低了15.8～17.7％；稳定汽油产品烯烃含量降低34.3％。

Description

一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法
技术领域
本发明涉及一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法。
背景技术
催化裂化装置是主要的炼油装置之一。它是将重质油轻质化，生产液化气、汽油和柴油的重要装置。而吸收稳定装置是催化裂化装置中的后处理系统，它将来自催化分馏塔塔顶的原料粗汽油和富气分离成产品液化气和稳定汽油，同时得到副产品干气。近几年随着汽油质量升级的加速还需要将汽油切割成轻重两个馏分，以便对重馏分单独加氢脱硫，对轻馏分单独回炼转化实现汽油降烯烃和多产丙烯的目的。
随着经济的发展，节能和产品质量改善逐渐成为炼油行业最为关注的问题。20世纪60年代催化裂化吸收稳定系统老装置都是单塔流程，所谓单塔流程是指碳三、碳四等组份的吸收和碳二组份的解吸在同一塔内进行。单塔流程主要存在以下缺点：吸收和解吸过程在同一塔内进行，相互干扰较大；难以达到较高的吸收率和解吸率；装置控制调节较困难。
自七十年代以来，新厂设计都转而采用双塔流程。双塔流程是将吸收和解吸过程在两个塔内分别进行。迄今双塔流程在吸收稳定装置中已经占据主导地位。
目前催化裂化吸收稳定系统双塔流程共有四个塔，即：吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔。此外，还有两个油气分离罐，即：压缩机后汽液分离罐和稳定塔塔顶回流罐。典型的催化裂化装置吸收稳定系统解吸塔热进料流程如下：补充吸收剂(稳定汽油)进入吸收塔的顶部，粗汽油作为吸收剂进入吸收塔的上部。吸收塔设有1～4个中段取热，以取走吸收过程中放出的热量。吸收塔顶部排出的贫气直接进入再吸收塔的底部，吸收塔底的饱和吸收油与压缩富气和解吸塔解吸气混合冷却后进入汽液分离罐。汽液分离罐的气相进入吸收塔的底部，液相经泵加压与稳定汽油换热后进入解吸塔的顶部，解吸塔由塔底再沸器提供热量。解吸塔塔底脱乙烷汽油先与稳定汽油换热，再进入稳定塔的中部，经稳定塔分出稳定汽油和液化气。轻柴油作为再吸收塔的吸收油进入再吸收塔的顶部，吸收贫气中夹带的重组分。干气从再吸收塔顶排出并入瓦斯管网，富吸收油返回分馏塔。
双塔流程在一定程度上克服了上述单塔流程的缺点，但是普遍存在如下几个方面的问题：(1)解吸塔过度解吸，导致吸收塔和解吸塔中大量的碳三、碳四组分循环，增大了过程的能耗。(2)仅将原料粗汽油、富气分离为干气、液化气、稳定汽油产品，造成稳定汽油产品中烯烃含量不易调节。(3)吸收塔吸收效果不理想，干气中含有大量液化气组分，造成液化气损失。(4)稳定塔分离能力不够，液化气中碳五组分含量高使其质量不合格，汽油收率下降。(5)稳定汽油产品中碳四含量高，造成汽油蒸汽压不合格。
发明内容
本发明的目的在于提供一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，本方法能够降低催化裂化吸收稳定系统总能耗并且提高整个催化裂化装置丙烯产率，同时降低稳定汽油产品中的烯烃含量。
本发明催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法包含三种可选择的实施方案：解吸塔T302热进料方案，解吸塔T302双股进料方案，解吸塔T302中间再沸器方案。
本发明催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯工艺解吸塔T302热进料方案通过以下措施来实现：从分馏塔塔顶出来的油气经冷却后，进入重汽油分离器V201A；重汽油分离器V201A分离出来的重汽油经加压进入吸收稳定系统解吸塔T305上部；重汽油分离器V201A分离出来的油气与解吸塔T305塔顶解吸气混合冷却后进入轻汽油分离器V201B；轻汽油分离器V201B分离出来的轻汽油与稳定汽油补充吸收剂同时进入吸收塔T301塔顶；轻汽油分离器V201B分离出来的富气经气压机加压后与吸收塔T301塔底的饱和吸收油和解吸塔T302塔顶解吸气混合冷却后进入汽液平衡罐；汽液平衡罐气相进吸收塔T301底部；液相首先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油进一步换热后进入解吸塔T302顶部；解吸塔T302塔底脱乙烷汽油经换热器E305与稳定塔T304塔底稳定汽油换热后进稳定塔T304分离出液化气和稳定汽油；液化气出装置；稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305和换热器E302二级冷却后部分进入反应-再生系统回炼，其它经换热器E303冷却后分为两股，一股作为吸收塔T301补充吸收剂经加压后进入吸收塔塔顶，另一股作为稳定汽油产品出装置；解吸塔T305塔低稳定汽油经换热器E301和换热器E304二级冷却后作为稳定汽油产品出装置；轻柴油作为吸收油进入再吸收塔T303的顶部，吸收吸收塔T301塔顶贫气中夹带的重组分；干气从再吸收塔T303塔顶排出并入瓦斯管网，富吸收油返回分馏塔。
本发明催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯工艺解吸塔T302双股进料方案通过以下措施来实现：在催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯工艺解吸塔T302热进料方案的基础上，将汽液平衡罐的液相分为两股：其中一股作为解吸塔T302冷进料直接进该塔塔顶，另一股经换热器E301、换热器E302与解吸塔T305塔底稳定汽油、稳定塔T304塔底稳定汽油换热后作为热进料进解吸塔T302中上部。
本发明催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯工艺解吸塔T302中间再沸器方案通过以下措施来实现：在催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯工艺解吸塔T302热进料方案的基础上，取消换热器E301、换热器E302，并且在解吸塔T302中下部设置中间再沸器，汽液平衡罐液相直接进解吸塔T302塔顶，并且利用解吸塔T305塔底稳定汽油的余热以及稳定塔T304塔底稳定汽油的余热作为解吸塔T302中间再沸器的热源。
本发明在双塔流程的基础上新增解吸塔T305以及必要的辅助设备和管线。分馏塔塔顶油气二级冷凝后得到的重汽油和轻汽油分别进入解吸塔T305和吸收塔T301进行低压解吸操作和高压吸收操作，避免了将烯烃含量低的重汽油和烯烃含量高的轻汽油混合后进入吸收塔T301进行吸收操作的返混过程，降低了吸收塔T301、解吸塔T302、再吸收塔T303、稳定塔T304的处理量，从而整体上降低了吸收稳定系统的总能耗。
解吸塔T302热进料方案新增换热器E301和换热器E302构成汽液平衡罐液相二级加热系统，以利用稳定汽油的余热来预热解吸塔T302进料，从而降低该塔塔底再沸器的负荷。
解吸塔T302双股进料方案在热进料方案的基础上将汽液平衡罐液相分为两股，一股经换热器E301、换热器E302与解吸塔T305塔底稳定汽油、稳定塔T304塔底稳定汽油换热后作为热进料进解吸塔T302中上部，另一股冷进料直接进入解吸塔顶部。该方案利用稳定汽油的余热来预热解吸塔T302进料，降低该塔塔底再沸器的负荷。同时可以调节冷进料的流量以降低塔顶解吸气的流量，提高吸收塔的吸收效果。
解吸塔T302中间再沸器方案使用稳定汽油的余热作为热源，从而提高了稳定汽油余热的利用效率，塔顶解吸气的流量没有增加并且降低了塔底再沸器的负荷。
本发明另一明显的优点在于得到烯烃含量低的解吸塔T305塔底稳定汽油和烯烃含量高的稳定塔T304塔底稳定汽油：部分稳定塔T304塔底稳定汽油进反应再生系统回炼从而达到多产丙烯的目的；部分稳定塔T304塔底稳定汽油与烯烃含量低的解吸塔T305塔底稳定汽油混合后出装置，得到烯烃含量较低的稳定汽油产品。
本发明的有益效果是在不对原装置做大的改动的情况下，大幅度降低了吸收稳定系统总负荷，同时回炼烯烃含量高的部分稳定汽油达到多产丙烯的目的，并得到烯烃含量较低的合格稳定汽油产品。
附图说明
图1为本发明催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法解吸塔T302热进料方案流程图
图2为本发明催化裂化吸收稳定系统节能及多产丙烯工艺解吸塔T302双股进料方案流程图
图3为本发明催化裂化吸收稳定系统节能及多产丙烯工艺解吸塔T302再沸器方案流程图
附图说明
其中：1-分馏塔塔顶油气，2-重汽油分离器V201A，3-重汽油，4a、4b、4c-离心泵，5-解吸塔T305，6-解吸气，7-轻汽油分离器V201B，8-轻汽油，9-富气，10-气压机，11-平衡罐罐前冷凝器，12-平衡罐，13-吸收塔T301，14-中间冷却器，15-换热器E301，16-换热器E302，17-解吸塔T302，18-换热器E303，19-换热器E304，20-稳定汽油产品，21-反应-再生系统，22-换热器E305，23-稳定塔T304，24-液化气，25-再吸收塔T303，26-干气，27-轻柴油，28-贫气，29-富吸收油，30-补充吸收剂，31-解吸气，32-中间再沸器，33-解吸塔T305塔底稳定汽油，34-稳定塔T304塔底稳定汽油
具体实施方式
分馏塔塔顶油气(1)与重汽油分离器V201A(2)连接；重汽油分离器V201A分离出来的重汽油(3)经离心泵(4a)与吸收稳定系统解吸塔T305(5)上部连接；重汽油分离器V201A分离出来的油气与解吸塔T305塔顶解吸气(6)混合冷却后连接轻汽油分离器V201B(7)；轻汽油分离器V201B分离出来的轻汽油(8)通过离心泵(4b)与稳定汽油补充吸收剂(30)通过离心泵(4c)同时连接吸收稳定系统设有中间冷却器(14)的吸收塔T301(13)塔顶；轻汽油分离器V201B分离出来的富气(9)经气压机(10)加压后与吸收塔T301塔底的饱和吸收油和解吸塔T302(17)塔顶解吸气(31)混合经平衡罐罐前冷却器(11)连接汽液平衡罐(12)；汽液平衡罐气相连接吸收塔T301底部；液相首先经换热器E301(15)与解吸塔T305塔底稳定汽油(33)换热，然后经换热器E302(16)与稳定塔T304(23)塔底稳定汽油(34)进一步换热后进入解吸塔T302顶部；解吸塔T302塔底脱乙烷汽油经换热器E305(22)与稳定塔T304塔底稳定汽油换热后进稳定塔T304分离出液化气(24)和稳定汽油(23)；液化气出装置；稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305和换热器E302二级冷却后部分进入反应-再生系统(21)回炼，其它经换热器E303(18)冷却后分为两股，一股作为吸收塔T301补充吸收剂经加压后进入吸收塔T301塔顶，另一股作为稳定汽油产品(20)出装置；解吸塔T305塔低稳定汽油经换热器E301和换热器E304(19)二级冷却后作为稳定汽油产品(20)出装置；轻柴油(27)作为吸收油进入再吸收塔T303(25)的顶部，吸收吸收塔T301塔顶贫气(28)中夹带的重组分；干气(26)从再吸收塔T303塔顶排出并入瓦斯管网，富吸收油(29)返回分馏塔。
实施例1：节能及多产丙烯工艺解吸塔T302热进料方案
以催化加工量为0.4Mt/a的炼油厂为例进行模拟，其富气量为8000kg/h，轻汽油流量为7000kg/h，重汽油流量为4000kg/h。重汽油分离器V201A分离出来的重汽油经加压和冷却后进入吸收稳定系统新增解吸塔T305顶部，解吸塔T305在低压操作下将重汽油分离为富含C1～C4组分的塔顶解吸气和烯烃含量低的稳定汽油。轻汽油分离器V201B分离出来的富气加压后与吸收塔T301塔底的饱和吸收油和解吸塔T302塔顶解吸气混合冷却至30℃～45℃后进入汽液平衡罐。汽液平衡罐气相进吸收塔T301底部，液相首先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热至35℃～50℃，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油进一步换热至50℃～90℃后进入解吸塔T302顶部。解吸塔T302塔底脱乙烷汽油与稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305换热至90℃～130℃后进稳定塔T304，稳定塔塔顶得液化气产品，塔底得烯烃含量高的稳定汽油。该稳定汽油经换热冷却后一部分与轻汽油分离器V201B分离出来的轻汽油作为吸收塔T301的吸收剂，一部分进入反应-再生系统回炼多产丙烯，其它部分与解吸塔T305塔底烯烃含量低的稳定汽油混合后出装置得到烯烃含量较低的稳定汽油产品。吸收塔塔顶贫气进再吸收塔T303塔底，轻柴油作为再吸收塔T303的吸收油进入再吸收塔的顶部，吸收贫气中夹带的重组分。再吸收塔塔顶干气排出并入瓦斯管网，塔底富吸收油返回分馏塔。
该工艺的质量控制指标为：解吸塔T302塔底脱乙烷汽油中C2＜1.0％(M)，解吸塔T305塔底稳定汽油中C1～C4＜1.5％(M)，稳定塔T304塔底稳定汽油中C4＜1.5％(M)，稳定塔塔顶液化气中C5＜1.0％(M)，干气中C3含量为1.5％(v)。
实施例2：节能及多产丙烯工艺解吸塔T302双股进料方案
将解吸塔T302热进料工艺的汽液平衡罐液相分为两股，一股作为冷进料进解吸塔T302塔顶，另一股热进料进解吸塔T302中上部；为有效利用稳定汽油的热量，热流股先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热至35℃～50℃，再经换热器E302换热后提高到50℃～90℃。该实例是实例1的改进，除上述改进部分外，其余工艺流程如同实例1。
实施例3：节能及多产丙烯工艺解吸塔T302中间再沸器方案
将解吸塔T302热进料工艺中换热器E301、换热器E302取消，汽液平衡罐液相直接进解吸塔T302塔顶；并且在解吸塔T302中下部设置中间再沸器(32)，其返回温度为70℃～110℃。中间再沸器的热量来自稳定汽油。该实例是实例1的改进，除上述改进部分外，其余工艺流程如同实例1。
在同样的进料和产品规格下，将实施例1、实施例2和实施例3处理效果与双塔流程常规热进料工艺的处理效果进行比较，四个工艺比较结果如下：表1为热负荷的比较，表2为稳定汽油产品的组成情况的比较。
表1热负荷的比较
Figure A20081011947300111
表1为热负荷的比较。催化裂化吸收稳定部分的热负荷包括：解吸塔再沸器负荷、稳定塔再沸器负荷。
从表1可以看出，对于解吸塔再沸器总热负荷，以双塔流程常规热进料工艺为基准，本专利工艺三种实施方案在增加解吸塔T305的情况下分别降低了3.3％、4.9％、10.2％，总热负荷分别降低了15.8％、16.2％、17.7％。可见，在降低吸收稳定系统热负荷上，本专利工艺具有很大的优势。
表2两方案稳定汽油组成情况的比较
Figure A20081011947300121
表2为稳定汽油组成情况。由表2可以看出，两种工艺稳定汽油中C3、C4含量均达到稳定汽油产品质量指标，但是节能及多产丙烯工艺稳定汽油产品总烯烃含量较常规热进料工艺降低了34.3个百分点。
由于粗汽油通过二级冷凝为轻汽油和重汽油，烯烃集中存在于轻汽油中，而重汽油中烯烃含量比较低。重汽油经解吸塔T305解吸操作得到烯烃含量较低(15.3％)的塔底稳定汽油。轻汽油经吸收塔T301、解吸塔T302、稳定塔T304处理后得到烯烃含量较高(43.7％)的稳定汽油。汽油裂解中丙烯的主要贡献者是其中的烯烃，故考虑将稳定塔T304部分高烯烃含量的稳定汽油回炼操作，达到多产丙烯的目的。
本发明公开催化裂化吸收稳定系统节能及多产丙烯工艺，本领域技术人员可通过借鉴本文内容，适当改变工艺参数、结构设计等环节实现。本发明的系统已通过不同的实施例子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的系统进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。

Claims (8)

1.一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：从分馏塔塔顶出来的油气经冷却后，进入重汽油分离器V201A；重汽油分离器V201A分离出来的重汽油经加压进入吸收稳定系统解吸塔T305上部；重汽油分离器V201A分离出来的油气与解吸塔T305塔顶解吸气混合冷却后进入轻汽油分离器V201B；轻汽油分离器V201B分离出来的轻汽油与稳定汽油补充吸收剂同时进入吸收塔T301塔顶；轻汽油分离器V201B分离出来的富气经气压机加压后与吸收塔T301塔底的饱和吸收油和解吸塔T302塔顶解吸气混合冷却后进入汽液平衡罐；汽液平衡罐气相进吸收塔T301底部；液相首先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油进一步换热后进入解吸塔T302顶部；解吸塔T302塔底脱乙烷汽油经换热器E305与稳定塔T304塔底稳定汽油换热后进稳定塔T304分离出液化气和稳定汽油；液化气出装置；稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305和换热器E302二级冷却后部分进入反应-再生系统回炼，其它经换热器E303冷却后分为两股，一股作为吸收塔T301补充吸收剂经加压后进入吸收塔塔顶，另一股作为稳定汽油产品出装置；解吸塔T305塔低稳定汽油经换热器E301和换热器E304二级冷却后作为稳定汽油产品出装置；轻柴油作为吸收油进入再吸收塔T303的顶部，吸收吸收塔T301塔顶贫气中夹带的重组分；干气从再吸收塔T303塔顶排出并入瓦斯管网，富吸收油返回分馏塔。
2.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：汽液平衡罐液相首先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热至35～50℃，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油进一步换热至50～90℃后进入解吸塔T302顶部。
3.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：稳定塔T304塔底稳定汽油经过换热器E305、E302二级冷却后部分回炼，其它经换热器E303冷却至30～45℃后部分出装置，部分作为吸收塔T301补充吸收剂。
4.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：解吸塔T302热进料流股首先经换热器E301与解吸塔T305塔底稳定汽油换热至35～50℃，然后经换热器E302与稳定塔T304塔底稳定汽油进一步换热至50～90℃后进入解吸塔T302中上部。
5.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：解吸塔T302塔底脱乙烷汽油与稳定塔T304塔底稳定汽油经换热器E305换热至90～130℃后进稳定塔T304。
6.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：汽液平衡罐的液相分为两股：其中一股作为解吸塔T302冷进料直接进该塔塔顶，另一股经换热器E301、换热器E302与解吸塔T305塔底稳定汽油、稳定塔T304塔底稳定汽油换热后作为热进料进解吸塔T302中上部。
7.根据权利要求1所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：在解吸塔T302中下部设置中间再沸器，汽液平衡罐液相直接进解吸塔T302塔顶，并且利用解吸塔T305塔底稳定汽油的余热以及稳定塔T304塔底稳定汽油的余热作为解吸塔T302中间再沸器的热源。
8.根据权利要求6所述的一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法，其特征在于：中间再沸器的热源为解吸塔T305塔底稳定汽油的余热和稳定塔T304塔底稳定汽油的余热，其返回温度为70～110℃。
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