CN107298986B - 一种吸收稳定工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种吸收稳定新工艺。在现有工艺的基础上，在解吸塔上方设置解吸气平衡罐，使解吸塔顶解吸气与部分吸收塔底油混合冷却后进入解吸气平衡罐，平衡罐气相适当提高压力送往吸收塔底部，而平衡罐液相进入解吸塔顶部。本发明方法通过适当提高解吸塔操作压力，设置专门的解吸气平衡罐，优化吸收稳定工艺，实现了降低吸收稳定过程能耗和提高液化石油气产率的双重效果。

Description

一种吸收稳定工艺方法

技术领域

本发明属于石油化工技术领域，涉及一种吸收稳定工艺方法。

技术背景

吸收-稳定工艺是炼厂焦化/催化等工艺过程中的一个重要单元组成。主要是利用吸收和精馏的方法，将焦化/催化分馏塔塔顶油气分离罐出来的富气和粗汽油分离成干气、液化气和蒸汽压合格的稳定汽油。有“单塔”和“双塔”流程。单塔流程是吸收与解吸在同一塔内进行，吸收率和解吸率较差，产品质量不好。双塔流程是指吸收和解吸分别在两个塔内进行，已成为目前炼厂吸收稳定的主导流程。双塔系统主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔及辅助设备组成。

目前大多数炼厂吸收-稳定工艺流程是：分馏塔塔顶富气经富气压缩机升压后与吸收塔底油、解吸塔顶油气混合，经冷却器冷却后进入气液平衡罐进行气液分离。分离出来的气体进入吸收塔下部；分离出来的凝缩油进入解吸塔顶部。分馏塔塔顶分离罐液相粗汽油作为吸收塔的吸收剂。吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔，用分馏塔柴油作为吸收剂进行再次吸收，以回收吸收塔顶携带出来的汽油组分。再吸收塔塔底富吸收油返回分馏塔。塔顶干气送出装置。解吸塔塔底脱乙烷汽油送至稳定塔。稳定塔塔顶气经塔顶冷却器冷凝冷却后，分离出来的液化石油气。稳定塔塔底油分两路，一路作为产品送出装置；另一路送到吸收塔作为补充吸收剂。在系统中为提高吸收塔吸收效率，吸收塔一般设置中段冷却器。

生产实践表明，现有吸收稳定流程中存在干气携带液化气造成液化气收率低及系统能耗较高等问题，为了保证液化气收率，以及降低系统能耗。中国专利CN1919976A提出了一种催化裂化吸收稳定系统复合工艺，将压缩富气、吸收塔富吸收油和解吸气混合后进行分步冷凝，一级冷凝到55℃~70℃后的凝缩油作为解吸塔热进料，二级冷凝到35℃~40℃后的凝缩油作为解吸塔的冷进料。从而避免了解吸塔进料“先冷后热”的过程，降低了系统能耗。同时设置解吸塔中间再沸器降低塔底再沸器负荷。但是该技术只是从能量利用的角度对流程进行了优化处理，并没有从根本上降低吸收稳定装置功能实现的能耗。

中国专利CN101531919A提出了吸收稳定系统节能装置及操作工艺，通过在吸收塔塔顶设置贫气预平衡系统，吸收塔塔顶气与补充吸收剂接触经冷却后在预平衡罐中进行预平衡操作，从而降低预平衡罐出口贫气量，有利于提高液化气收率。在同等进料和产品质量的前提下，能够降低稳定汽油补充吸收剂的流量，从而降低了解吸塔、稳定塔塔底再沸器的热负荷，达到降低系统能耗的目的。但预平衡器只是一次平衡过程，其作用相当于吸收塔增加了一块理论板来强化吸收效果。对于常规吸收塔10块~15块理论板来说所起的效果不大，减少稳定汽油补充剂用量也是有限的。

发明内容

针对现有技术的不足和现实生产需要，本发明提供了一种吸收稳定工艺方法。本发明的方法不仅可以明显降低系统能耗，而且可以提高液化气的收率。

申请人经过大量的研究发现，造成吸收稳定系统能耗较高的原因主要在于：系统内循环物流量较大，增加了吸收和精馏负荷而造成系统能耗高。一方面是大量解吸气在解吸塔和吸收塔间循环。目前的流程中解吸气与富气、吸收塔塔底富吸收油混合进入平衡分离罐，大量的解吸气主要是C1、C2组分，降低了平衡罐富气中C3、C4组分及富吸收油中轻烃的分压，使平衡罐气相组成中C3、C4的含量增加，从而加大了平衡罐气相进入吸收塔的量，加大了吸收塔负荷。不仅影响了吸收塔吸收效果，而且增加了吸收塔能耗。另一方面是吸收塔气相负荷大。为了降低富气中液化气含量就需要更大量的稳定汽油补充吸收剂。造成大量的稳定汽油在吸收塔、解吸塔和稳定塔间循环。所以吸收稳定系统能耗的根本在于大量的循环物流，而降低循环物流的量根本在于减少一次平衡罐的气相和解吸气量。

本发明提出的吸收稳定工艺方法将解吸塔适当提高压力，并设置专门的解吸气平衡罐，将解吸气与部分吸收塔底油混合后冷却进入解吸气平衡罐，平衡罐气相进入吸收塔底部，液相进入解吸塔顶部。

本发明的一种吸收稳定工艺方法，具体包括以下步骤：

（1）分馏塔塔顶油气在气液分离罐分离出来的富气，经压缩后与部分吸收塔底油混合经冷却器冷却后进入富气平衡罐；富气平衡罐气相进入吸收塔底部，平衡罐液相经换热后进入解吸塔上部；

（2）解吸塔顶解吸气与部分吸收塔底油混合冷却后进入解吸气平衡罐，平衡罐气相送往吸收塔底部，平衡罐液相进入解吸塔顶部；

（3）分馏塔塔顶气液分离罐分离出来的液相粗汽油作为吸收塔吸收剂进入吸收塔顶部；吸收塔顶贫气进入再吸收塔底部，来自分馏塔的柴油作为吸收剂进入再吸收塔顶部；再吸收塔塔顶干气送出装置，塔底富吸收油返回分馏塔；

（4）解吸塔底部得到脱乙烷汽油送到稳定塔；稳定塔塔顶得到液化石油气，塔底稳定汽油经冷却器冷却，一路作为吸收塔补充吸收剂送往吸收塔顶部，一路作为产品送出装置。

在步骤（1）中，压缩后的富气与部分吸收塔底油混合经冷却后的温度为30℃~40℃；与压缩后富气混合进入富气平衡罐的部分吸收塔底油占总吸收塔塔底油的重量比例为10%~90%，优选为30%~70%。

步骤（1）中所述的富气平衡罐液相与稳定塔底油进行换热，换热后的温度控制为40℃~90℃，优选为55℃~80℃。

步骤（2）中所述的解吸气平衡罐压力控制与富气压缩后的压力大致相当，优选略高于富气压缩后的压力5%~15%。进入解吸气平衡罐的吸收塔底油占总吸收塔底油的重量比例为10%~90%，优选为30%~70%。

步骤（1）所述的富气平衡罐液相和步骤（2）所述解吸气平衡罐液相进入解吸塔的位置相差3~5块理论板。解吸气平衡罐液相的进料位置在解吸塔顶部，富气平衡罐液相的进料位置在解吸塔顶部以下。

步骤（4）中所述的稳定塔底稳定汽油依次先与解吸塔中段再沸器、富气平衡罐液相换热后，再经冷却器冷却。经过冷却器冷却后稳定塔底稳定汽油的温度控制为30℃~40℃。

本发明所述的吸收稳定工艺是指焦化/催化裂化等工艺过程中应用的吸收稳定工艺。

与现有技术相比，本工艺方法通过适当提高解吸塔操作压力，设置专门的解吸气平衡罐，优化吸收稳定工艺，实现了降低吸收稳定过程能耗和提高液化石油气产率的双重效果，具有以下优点：

1、通过设置专门的解吸气平衡罐，避免了解吸气对富含液化石油气的富气在冷凝后平衡的干扰，有利于强化富气平衡效果，减少平衡后进入吸收塔的气相量，降低吸收塔负荷。一方面有利于提高吸收塔吸收率，另一方面可以减少吸收塔与解吸塔间的循环量，降低系统能耗。

2、通过解吸气平衡罐对解吸气单独地吸收冷凝平衡，有利于将解吸塔中过解吸的液化石油气充分吸收冷凝下来，可以大幅降低进入吸收塔气相量，降低吸收塔负荷。

3、通过控制解吸气平衡罐压力，在保证塔底脱乙烷汽油中≤C2轻烃含量质量要求的同时，尽可能地减少解吸气中≥C3组分的含量，降低在解吸塔和吸收塔间的循环量。不仅有利于降低吸收塔负荷，提高吸收效率；而且大幅降低过程能耗。

4、将解吸气平衡罐液相和富气平衡罐液相根据其中所含轻组分的不同，分别进入解吸塔不同位置，并设置富气平衡罐液相加热器，有利于强化解吸效果，降低解吸塔塔底供热负荷。

5、本发明虽增加了冷凝器和平衡分离罐，但工艺流程清晰、工艺先进合理、装置能耗低、产品质量可靠等优点，同时降低了现有设备的负荷，在总的设计预算中并没有增加投资量。对于新设计或新建装置具有装置能耗先进，产品指标优质等特点；对于旧装置改造具有改造费用低，降低装置能耗，增加装置效益等特点。

附图说明

图1为本发明的一种吸收稳定工艺方法流程示意图。

图2为一种常规的吸收稳定工艺流程示意图。

其中，1为分馏塔顶气液分离罐，2为富气，3为粗汽油，4为富气压缩机，5为富气平衡罐，6为富气平衡罐气相，7为吸收塔，8为解吸塔，9为解吸气，10为吸收塔底油，11为贫气，12为再吸收塔，13为稳定塔，14为脱乙烷汽油，15为补充吸收剂，16为解吸气冷凝器，17为解吸气平衡罐，18为解吸气平衡罐气相，19为解吸气平衡罐液相，20为富气平衡罐液相，21为富气平衡罐液相加热器。

具体实施方式

结合附图1，本发明方法一种吸收稳定工艺方法的工艺流程为：

来自催化裂化/焦化分馏塔顶的油气在塔顶气液分离罐1中分离出富气2和粗汽油3。富气2经富气压缩机4升压后与来自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷却后进入富气平衡罐5。富气平衡罐5平衡后的气相6进入吸收塔7塔底；液相经富气平衡罐液相加热器21加热后进入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出来的解吸气9与吸收塔7的部分吸收塔底油10混合经解吸气冷凝器16冷却后进入解吸气平衡罐17。平衡后的气相18进入吸收塔7底部；平衡后的液相19进入解吸塔8的顶部。解吸塔8塔底脱乙烷汽油14送至稳定塔13进行精馏，塔顶得到液化石油气送出装置，塔底稳定汽油经换热、冷却后部分送出装置，部分作为补充吸收剂15送到吸收塔7。

塔顶气液分离罐1中分离出的粗汽油3作为吸收剂送至吸收塔7，与补充吸收剂15一起对进入吸收塔7的富气平衡罐气相6和解吸气平衡罐气相18进行吸收。塔顶贫气11至再吸收塔12由分馏塔柴油作为吸收剂进行吸收。塔底吸收塔底油10分两路分别进入富气平衡罐5和解吸气平衡罐17。再吸收塔塔顶干气送出装置，塔底富吸收油返回分馏塔。

实施例1

以300万吨/年焦化装置吸收稳定单元为例，利用流程模拟软件ProⅡ进行模拟分析。

模拟流程与本发明的工艺流程一致。从焦化分馏塔顶的油气在塔顶气液分离罐1中分离出富气2和粗汽油3。富气2经富气压缩机4升压后与来自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷却后进入富气平衡罐5。富气平衡罐5平衡后的气相6进入吸收塔7塔底；液相经富气平衡罐液相加热器21加热后进入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出来的解吸气9与吸收塔7的部分吸收塔底油10混合经解吸气冷凝器16冷却后进入解吸气平衡罐17。平衡后的气相18进入吸收塔7底部；平衡后的液相19进入解吸塔8的顶部。解吸塔8塔底脱乙烷汽油14送至稳定塔13进行精馏，塔顶得到液化石油气送出装置，塔底稳定汽油经换热、冷却后部分送出装置，部分作为补充吸收剂15送到吸收塔7。

塔顶气液分离罐1中分离出的粗汽油3作为吸收剂送至吸收塔7，与补充吸收剂15一起对进入吸收塔7的富气平衡罐气相6和解吸气平衡罐气相18进行吸收。塔顶贫气11至再吸收塔12由分馏塔柴油作为吸收剂进行吸收。塔底吸收塔底油10分两路分别进入富气平衡罐5和解吸气平衡罐17。再吸收塔塔顶干气送出装置，塔底富吸收油返回分馏塔。

模拟流程中吸收稳定的工艺操作条件如表1所示，按本发明技术方案得到的焦化干气的组成见表2所示。

表1 实施例1吸收稳定操作条件。

表2 实施例1干气组成分析

从表2可以看出，焦化干气中C₃ ⁺含量为2.04%。

比较例1

以300万吨/年焦化装置吸收稳定单元为例，利用流程模拟软件ProⅡ进行模拟分析。

模拟流程按现有常规的工艺流程，如图2所示。

来自催化裂化/焦化分馏塔顶的油气在塔顶气液分离罐1中分离出富气2和粗汽油3。富气2经富气压缩机4升压后与来自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷却后进入富气平衡罐5。富气平衡罐5平衡后的气相6进入吸收塔7塔底；液相经富气平衡罐液相进入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出来的解吸气9与压缩后的富气2、来自吸收塔7的吸收塔底油10混合冷却后进入富气平衡罐5。

解吸塔8塔底脱乙烷汽油14送至稳定塔13进行精馏，塔顶得到液化石油气送出装置，塔底稳定汽油经换热、冷却后部分送出装置，部分作为补充吸收剂15送到吸收塔7。

塔顶气液分离罐1中分离出的粗汽油3作为吸收剂送至吸收塔7，与补充吸收剂15一起对进入吸收塔7。塔顶贫气11至再吸收塔12由分馏塔柴油作为吸收剂进行吸收。塔底吸收塔底油10进入富气平衡罐5。再吸收塔塔顶干气送出装置，塔底富吸收油返回分馏塔。

模拟流程中吸收稳定的工艺操作条件如表3所示，按本发明技术方案得到的焦化干气的组成见表4所示。

表3 比较例1吸收稳定操作条件。

表4 比较例1干气组成分析

从表4可以看出，比较例1焦化干气中C₃ ⁺含量为4.66%。

相对于现有技术方案，针对同样的原料和装置规模，本发明技术方案可降低干气中C₃ ⁺含量2.62个百分数。装置干气产量以18000 NM³/hr来计算，全年降低干气量：18000×2.71%×0.0008×8400=3278t/a。所降低干气量全部折算为液化气，液化气与燃料气差价为：4500-2200=2300元/吨，全年增加经济效益：3278×2300/10000=754万元/年。

Claims (13)

1.一种吸收稳定工艺方法，具体包括以下步骤：

（1）分馏塔塔顶油气在气液分离罐分离出来的富气，经压缩后与部分吸收塔底油混合经冷却器冷却后进入富气平衡罐；平衡罐气相进入吸收塔底部，平衡罐液相换热后进入解吸塔上部；

（2）解吸塔顶解吸气与部分吸收塔底油混合冷却后进入解吸气平衡罐，平衡罐气相送往吸收塔底部，平衡罐液相进入解吸塔顶部；

（3）分馏塔塔顶气液分离罐分离出来的液相粗汽油作为吸收塔吸收剂进入吸收塔顶部；吸收塔顶贫气进入再吸收塔底部，来自分馏塔的柴油作为吸收剂进入再吸收塔顶部；再吸收塔塔顶干气送出装置，塔底富吸收油返回分馏塔；

（4）解吸塔底部得到脱乙烷汽油送到稳定塔；稳定塔塔顶得到液化石油气，塔底稳定汽油经冷却器冷却，一路作为吸收塔补充吸收剂送往吸收塔顶部，一路作为产品送出装置。

2.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，在步骤（1）中，压缩后的富气与部分吸收塔底油混合经冷却后的温度为30℃~40℃。

3.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（1）中与压缩后富气混合进入富气平衡罐的部分吸收塔底油占总吸收塔塔底油的重量比例为10%~90%。

4.按照权利要求3所述的工艺方法，其特征在于，步骤（1）中与压缩后富气混合进入富气平衡罐的部分吸收塔底油占总吸收塔塔底油的重量比例为30%~70%。

5.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（1）中所述的富气平衡罐液相与稳定塔底油进行换热，换热后的温度控制为40℃~90℃。

6.按照权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，换热后的温度控制为55℃~80℃。

7.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（2）中所述的解吸气平衡罐压力高于富气压缩后的压力5%~15%。

8.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（2）中进入解吸气平衡罐的吸收塔底油占总吸收塔底油的重量比例为10%~90%。

9.按照权利要求8所述的工艺方法，其特征在于，步骤（2）中进入解吸气平衡罐的吸收塔底油占总吸收塔底油的重量比例为30%~70%。

10.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（1）所述的富气平衡罐液相和步骤（2）所述解吸气平衡罐液相进入解吸塔的位置相差3~5块理论板。

11.按照权利要求10所述的工艺方法，其特征在于，所述解吸气平衡罐液相的进料位置在解吸塔顶部，所述富气平衡罐液相的进料位置在解吸塔顶部以下。

12.按照权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤（4）中所述的稳定塔底稳定汽油依次与解吸塔中段再沸器、富气平衡罐液相换热后，再经冷却器冷却。

13.按照权利要求12所述的工艺方法，其特征在于，经过冷却器冷却后稳定塔底稳定汽油的温度控制为30℃~40℃。