CN107400538A - 一种焦化吸收稳定工艺和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种焦化吸收稳定工艺和系统。该工艺包括如下内容：焦化富气经压缩、冷却并分出凝缩油后，进入一级吸收反应器底部，经一级吸收剂和补充一级吸收剂吸收，富一级吸收剂进入凝缩油罐，半贫气进入二级吸收反应器吸收后，富二级吸收剂进入再生反应器进行再生，再生后部分外排，部分循环使用；凝缩油进入上隔板精馏塔进行分离，塔顶为C2和液化气组分，隔板左侧塔顶的C2组分经冷却进入凝缩油罐；隔板右侧塔顶液化气组分经冷却后进入液化气缓冲罐后，部分液化气作为塔顶回流，部分液化气作为产品出装置，塔底焦化稳定汽油部分作为产品排出装置，部分作为补充吸收剂。在保证产品质量的同时有效降低整个系统的能耗，提高干气干度。

Description

一种焦化吸收稳定工艺和系统
技术领域
本发明涉及一种焦化吸收稳定工艺和系统。
背景技术
焦化装置是炼油厂核心装置之一，它的作用在于将重组分裂解为轻组分，生产液化气、汽油和柴油。从焦化反应器出来的油品在分馏塔中进行切割，塔顶生产焦化富气和焦化粗汽油，中间侧线抽出为焦化柴油，塔底为焦炭。吸收稳定系统是焦化的后处理系统，它将来自分馏塔的焦化富气和焦化粗汽油分离为焦化干气、焦化液化气和焦化稳定汽油。
对吸收稳定工艺的研究主要在于系统的节能和产品调整两个方面。20 世纪60 年代吸收稳定系统老装置都是单塔流程，所谓单塔流程是指C3、C4等组分的吸收和C2组分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。迄今为止，双塔流程在吸收稳定装置中已经占据主导地位。
当前国内工业运行的吸收稳定装置多采用四塔工艺流程，主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成。焦化富气经过吸收塔和再吸收塔后变为焦化干气，干气进入炼厂瓦斯管网作为炼厂自身燃料气使用。焦化粗汽油经解吸塔和稳定塔后生产焦化液化气和焦化稳定汽油。焦化液化气可用作燃料和后续气分装置的原料生产化工产品；焦化稳定汽油则一部分回流作为焦化富气补充吸收剂使用，一部分作为汽油加氢的原料生产清洁燃料。
出于节能和实际换热网络的需要，解吸塔通常为冷热双股进料。凝缩油罐液相分成两股，一股冷进料进入解吸塔顶部，另一股与稳定汽油换热后进入解吸塔中上部。该流程综合了冷进料和热进料的工艺优点，冷进料吸收效果好，热进料利用稳定汽油余热有效降低解吸塔再沸器负荷。
针对吸收稳定系统一直存在的能耗较高问题，科研工作者进行了大量工作，提出了众多的改进方案：包括多级冷凝，解吸塔冷热进料，合理利用稳定汽油热量等。研究发现，由于各组分在吸收剂中溶解度的差异，吸收塔内组分的分布是C1和C2组分集中在塔顶上部快速吸收，C4和C5组分集中在塔底下部快速吸收，C3组分则在全塔范围内被吸收。因此，吸收塔侧线液相抽出流程可表述为塔下段侧线抽出液相、压缩富气和解吸气混合后进入凝缩油罐前冷却器，可减少进入解吸塔的凝缩油量与解吸气中的C4和C5组分含量，从而有效减少解吸塔的解吸热负荷。
研究者对吸收稳定系统的节能工艺也进行了深入研究。CN101531919A公开了一种吸收塔塔顶设置贫气预平衡系统的工艺流程。CN102021033A 公开了一种二级冷凝与设置中间再沸器相结合的复合强化工艺。CN1710028A 公开了一种分步冷凝工艺及其复合工艺。CN101602960A 公开了一种将压缩富气、富吸收油和解吸气的换热由原来的直接混合改为通过流体接触塔换热的工艺等。但这些工艺方案与传统工艺没有本质区别，都需要保留补充稳定汽油内循环来保证干气中的液化气含量，这些方案的工艺特点决定了保证干气干度和降低系统能耗这对矛盾无法同时解决。吸收稳定系统能耗依然较高，在降低吸收稳定系统能耗等方面还存在较大潜力。
发明内容
针对现有焦化吸收稳定工艺中存在的能耗较高、柴油吸收剂吸收效果较差导致干气中C3+组分含量过高的问题，本发明目的是提供一种焦化吸收稳定工艺和系统。在保证产品质量的同时有效降低整个系统的能耗，提高干气干度。
本发明的焦化吸收稳定工艺，包括如下内容：焦化富气经压缩、冷却并分出凝缩油后，进入一级吸收反应器底部，一级吸收剂（焦化粗汽油）由吸收塔中上部进入，补充一级吸收剂（稳定汽油）由一级吸收反应器顶部进入，气液两相在一级吸收反应器内接触气相被部分吸收，吸收后富一级吸收剂进入凝缩油罐，半贫气（经一级吸收后剩余气相）进入二级吸收反应器，经过贫二级吸收剂吸收后变为干气，贫二级吸收剂变为富二级吸收剂，经加热后进入再生反应器进行再生，得到的再生气与焦化富气进料混合，得到的再生二级吸收剂部分外排，部分循环使用；焦化富气分出的凝缩油进入上隔板精馏塔进行分离，塔顶为C2和液化气组分，上隔板精馏塔隔板左侧塔顶混合少量液化气组分的C2组分经冷却进入凝缩油罐；上隔板精馏塔隔板右侧塔顶液化气组分经冷却后进入液化气缓冲罐后，部分液化气返回上隔板精馏塔作为塔顶回流，部分液化气作为焦化液化气产品出装置，上隔板精馏塔塔底焦化稳定汽油一部分作为产品排出装置，一部分作为补充吸收剂返回一级吸收反应器。
本发明工艺中，所述的压缩、冷却过程为本领域技术人员熟知，均采用常规的富气压缩机和冷却器。
本发明工艺中，在凝缩油罐中分出凝缩油，凝缩油罐顶部气相进入一级吸收反应器底部，凝缩油罐底部的凝缩油作为上隔板精馏塔进料；所述凝缩油罐温度为20～50℃，优选为35～40℃，操作压力为1～2MPa，优选为1.2～1.5MPa。
本发明工艺中，所述的一级吸收反应器为本领域常规的吸收塔，采用气液逆流吸收形式，塔板数为10~40，优选为10~30。
本发明工艺中，所述的一级吸收反应器操作温度为40~50℃，操作压力为1.1~1.5Mpa；一级吸收反应器设置1~3个中断回流冷却器，维持一级吸收反应器内温度处于40~50℃。
本发明工艺中，所述的二级吸收反应器为旋流器、超重力旋转床反应器或者吸收塔，优选为超重力旋转床反应器。所述二级吸收反应器的操作条件：温度为30～60℃，优选为30～50℃；液气比（贫二级吸收剂与半贫气之体积比）为5～40，优选为5～30；操作压力为1.0~1.5MPa，优选为1.0~1.4MPa。
本发明工艺中，所述的贫二级吸收剂为离子液体复合溶剂，所述的离子液体复合溶剂为离子液体和有机酸盐的混合物，其中有机酸盐浓度为1wt%~10wt%，优选为1wt%~5wt%。所述的离子液体阳离子为咪唑阳离子或烷基咪唑阳离子，如1-丁基-3-甲基咪唑阳离子或1-戊基-3-甲基咪唑阳离子，阴离子为四氟硼酸根阴离子、六氟磷酸根阴离子、氯离子或溴离子等，如1-丁基-3-甲基咪唑四氟硼酸盐和/或1-丁基-3-甲基咪唑六氟硼酸盐。所述有机酸盐为醋酸钠、丙酸钠或醋酸钾等中的一种或几种。
本发明工艺中，所述的再生反应器可以为旋流器、超重力旋转床反应器或者闪蒸罐，优选为超重力旋转床反应器。所述的超重力旋转床反应器可以使用现有技术中各种类型超重力旋转床反应器，可以根据装置的规模和操作条件确定超重力旋转床的规模和形式，具体可以包括并流式、逆流式和错流式，而优先选用逆流式超重力旋转床反应器。
所述富二级吸收剂加热后温度为50～100℃，优选为60～80℃，再生反应器为真空操作，操作压力为5～50KPa，优选为15～30KPa。
本发明工艺中，经过再生反应器得到的再生二级吸收剂部分外排，外排吸收剂量与补充新鲜二级吸收剂量相同，外排吸收剂量以维持二级吸收剂离子浓度为准。
本发明工艺中，凝缩油作为上隔板精馏塔进料，进料板为隔板左侧塔顶第一层塔板；液化气作为上隔板精馏塔右侧回流，进料板为隔板右侧第一层塔板。上隔板精馏塔液相分配比调节通过分别对隔板两侧液体进料量进行控制来实现。
本发明工艺中，凝缩油分为两路，一路不用加热直接冷进料进入上隔板精馏塔进料侧塔顶，一路经加热后热进料进入上隔板精馏塔中上部；冷进料进入隔板塔左侧第一层塔板，进料温度控制为40~50℃；热进料进入隔板左侧第5~8层塔板，进料温度为70~100℃。
本发明工艺中，所述的上隔板精馏塔塔底焦化稳定汽油一部分作为补充吸收剂返回一级吸收反应器，补充吸收剂量以尽可能吸收焦化富气中液化气组分，保证一级吸收反应器的吸收效果。
本发明工艺中，上隔板精馏塔总塔板数为30~120，优选为30~100；隔板段塔板数为10~50，优选为10~40，公共精馏段塔板数优选为20~60层塔板。操作压力为0.8~1.2MPa，优选为1.0~1.1MPa，塔顶隔板左侧温度45~85℃，塔顶隔板右侧操作温度45~105℃，隔板左右两侧气相温度有20~50℃的温度差。塔底操作温度185~205℃。
本发明工艺中，优选采用电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔，其结构如下：在塔内上部设置一块中间垂直隔板，隔板上端与塔顶部内壁焊接密封，隔板将塔内空间分隔为3个部分：塔顶左侧进料段、塔顶右侧精馏段和公共提馏段；所述隔板塔还包括气体分配控制系统；气体分配控制系统包括气体分配器和气体分配电脑控制系统；气体分配器由安装有磁铁的气体导向板和电磁吸铁栅板组成。
其中，所述的中间隔板位于塔内上端，隔板顶部和塔上壁焊接密封，隔板左侧液相为液体进料控制，隔板右侧液相为部分产品回流控制。
所述的气体导向板为下半圆形，下半圆顶部通过与隔板底部设置的转动轴连接，气体导向板转动角度为-90~90°，优选-45~45°，半圆直径为0.8~1D，优选0.85~0.95D，气体导向板内底部镶嵌一块弓形磁铁。气体导向板位于电磁吸铁栅板上部，气体导向板底部磁铁距离下方电磁吸铁栅板中心位置的垂直距离为1~200mm，优选10~50mm。
所述的电磁吸铁栅板为一组水平放置的格栅，每个格栅中空设计且贯穿塔壁，格栅采用密封焊的形式固定于塔壁上，格栅内部填装电磁吸铁条，格栅间距3~20mm，优选3~10mm，电磁吸铁栅板栅板优选采用不锈钢材质，防止被磁化。电磁吸铁栅板位于隔板上部，格栅与隔板顶部平行，格栅与隔板顶端的垂直距离为1~200mm，优选10~50mm。
所述的气体导向板的转动角度是由电脑控制系统控制电磁吸铁栅板上的不同位置格栅的电磁吸铁条和导向板上磁铁之间产生吸引力进行转动，将要转动角度对应的位置的电磁吸铁条通电即可。电磁吸铁栅板中心格栅与隔板在同一平面。
所述的电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔分壁精馏塔，多组分混合物分离过程的气体分配控制方式有以下两种：
一、根据工艺要求在电脑控制系统中设定所需气体分配比，由电脑控制系统控制气体分配器中的气体导向板转动角度；
二、将塔底流出的重组分产品浓度作为质量控制指标输入电脑控制系统，精馏过程中，在塔外对塔底流出的重组分产品的浓度进行检测，然后将浓度信号传递给电脑控制系统，由电脑控制系统来调整气体导向板的转动角度，实现气体分配的自动控制。例如：三组分（A/B/C）混合物分离，其中分子量大小A<B<C，将塔底产品C浓度作为质量控制指标。
本发明同时还提供一种焦化吸收稳定系统，所述焦化吸收稳定系统主要包括：富气压缩机、冷却器、凝缩油罐、加热器、一级吸收反应器、上隔板精馏塔、二级吸收反应器、再生反应器、真空泵和液化气缓冲罐。
富气压缩机出口经管线与富气冷却器入口连接，富气冷却器出口经管线与凝缩油罐顶部原料入口连接；凝缩油罐顶部气相出口经管线与一级吸收反应器底部气相入口连接，凝缩油罐底部液相出口管线分两路：一路经管线与上隔板精馏塔隔板左侧塔顶第一液相进口连接，一路通过管线经凝缩油加热器与上隔板精馏塔隔板左侧第二液相进口连接；一级吸收反应器顶部气相出口经管线与二级吸收反应器下部气相入口连接，一级吸收反应器中上部连接一级吸收剂引入管线，一级吸收反应器底部液相出口经管线与富气冷却器入口管线连接；二级吸收反应器顶部设有气相排出管线和二级吸收剂引入管线，二级吸收反应器底部液相出口通过管线经富二级吸收剂加热器与再生反应器顶部液相进口连接；再生反应器底部液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路通过管线经贫二级吸收剂冷却器与二级吸收反应器顶部液相进口连接；再生反应器顶部气相出口通过管线经真空泵与富气压缩机入口管线连接；上隔板精馏塔顶隔板左侧气相出口通过管线经C2冷却器与富气压缩机出口管线连接；上隔板精馏塔顶隔板右侧气相出口通过管线经液化气冷却器与液化气缓冲罐入口连接；液化气缓冲罐液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路经管线与上隔板精馏塔塔顶隔板右侧液相进口连接；上隔板精馏塔塔底液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路经管线与一级吸收反应器塔顶第一液相进口连接。
本发明焦化吸收稳定新工艺和系统与现有技术相比，具有如下优点：
（1）取消解吸塔和稳定塔，改为采用上隔板精馏塔，由一个塔实现了两个塔的功能：一是实现C2组分在隔板左侧解吸过程；二是实现C3\C4组分在隔板右侧的分离过程；三是通过隔板塔实现解吸塔和稳定塔热量耦合，减少塔底蒸汽消耗，同时常规的四塔流程改为三塔流程，减少一个解吸塔、一个稳定塔、一个再沸器和一个进出料换热器，缩短工艺流程，减少设备投资。
（2）采用超重力旋转床作为吸收稳定系统的吸收和再生设备，超重力反应器利用转子旋转产生的超重力作用，将液体拉伸或撕裂，产生巨大的相接触面积，极大地提高了传质速率系数，相比于传统的填料或塔盘，传质系数可以提高1~3个数量级，使得吸收过程理论级大大提高，提高了二级吸收剂对液化气的吸收效果。本发明充分利用超重力旋转床脱挥功能强的特点，将其用于二级吸收剂的再生过程，大大提高了再生效率和再生深度，提高了再生吸收剂的质量，并使能耗大幅降低。
（3）本发明采用电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔，其中的气体分配器采用电磁式分配调节方式，使用电磁控制系统通过栅板和导向板上设置的磁铁之间的吸引力控制液体和气体导向板的转动角度，通过检测塔外产品的浓度，然后将信号传递给电脑控制系统，可以实现气体灵活分配和控制问题，提高产品的分离效果，简化塔的控制问题。采用密封焊的形式，无须在塔壁上开孔，可以有效地避免塔体安装泄漏风险。
（4）本发明巧妙的利用离子液体不易发泡的性能，利用相似相溶原理在离子液体中添加C3\C4基团，增加二级吸收剂的吸收效果的同时解决了过去塔设备因柴油吸收剂易发泡而造成的突发性液泛冲塔问题，保障了装置长周期安全运行。
附图说明
图1为本发明的电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔结构示意图。
图2为本发明的电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔的电磁吸铁栅板结构示意图。
图3为本发明的电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔的气体导向板结构示意图。
图4为本发明的焦化吸收稳定工艺流程示意图。
其中：1-塔顶产品，2-塔顶回流泵，3-塔顶分液罐，4-塔顶冷却器，5-塔顶回流液，6-塔顶产品2，7-塔顶产品1，8-进料，9-床层，10-中间隔板，11-气体导向板，12-气体导向板磁铁，13-气体分配电磁吸铁栅板，14-气体分配电脑控制系统，15-公共提馏段，16-塔底采出液，17-塔底再沸器，18-塔底再沸气，19-塔底产品，20-气体分配控制信号，201-电磁吸铁条栅板和控制电脑之间连接电缆，202-塔壁，203-电磁吸铁条，301-气体导向板，302-气体导向板转动轴，303-磁铁；401粗汽油，402吸收塔（一级吸收反应器），403焦化富气，404凝缩油罐顶气，405吸收塔（一级吸收反应器）塔底油，406 C2冷却器，407富气冷却器，408中间冷却器，409凝缩油罐，410凝缩油，410-1 凝缩油冷进料，410-2 凝缩油热进料，411上隔板精馏塔，412稳定汽油，413液化气，414冷却后C2组分，415液化气冷却器，416冷却后液化气，417液化气缓冲罐，418回流液化气，419半贫气，420二级吸收反应器，421干气，422补充新鲜二级吸收剂，423富二级吸收剂，424富二级吸收剂加热器，425贫二级吸收剂冷却器，426贫二级吸收剂，427再生反应器，428外排贫二级吸收剂，429再生气，430真空泵，431补充一级吸收剂，432出装置稳定汽油，433出装置液化气，434 富气压缩机，435 热进料加热器。
具体实施方式
下面对本发明工艺和系统做进一步详细说明。
本发明的焦化吸收稳定工艺是通过如下方式实现的：焦化富气403经过压缩机434和富气冷却器407压缩冷却后进入凝缩油罐409，凝缩油罐顶气404进入一级吸收反应器402底部，补充一级吸收剂431进入一级吸收反应器顶部第1层塔板，一级吸收剂401进入吸收塔第4层塔板，气液逆流接触，吸收后富一级吸收剂405进入凝缩油罐，吸收后半贫气419进入二级吸收反应器420，经过贫二级吸收剂426吸收后变为干气421；贫二级吸收剂变为富二级吸收剂423，富二级吸收剂经过富二级吸收剂加热器424后进入再生反应器427再生，再生气经过真空泵430返回富气压缩机434入口，再生二级吸收剂部分外排428，部分再生二级吸收剂426经过贫二级吸收剂冷却器425冷却后和补充新鲜二级吸收剂422混合作为二级吸收反应器吸收剂循环使用。凝缩油410分两路（一路为凝缩油冷进料410-1，一路为凝缩油热进料410-2）进入上隔板精馏塔411。上隔板精馏塔塔顶隔板左侧气相C2组分经过C2冷却器406冷却为414，414经富气冷却器407后进入凝缩油罐，最终进入干气系统；上隔板精馏塔塔顶隔板右侧气相液化气组分413经液化气冷却器415后进入液化气缓冲罐417，回流液化气418返回上隔板精馏塔隔板右侧塔顶，部分液化气433出装置；塔底稳定汽油412分为两部分，一部分作为产品稳定汽油432出装置，一部分作为补充一级吸收剂431返回一级吸收反应器402循环使用。
其中上隔板精馏塔具体操作方式为：进料8（凝缩油410）进入上隔板精馏塔隔板左侧，轻组分上升重组分下降， C2组分在隔板左侧床层9进行分离。7上隔板精馏塔塔顶产品1（C2组分）经C2冷却器406和富气冷却器407进入凝缩油罐409；6上隔板精馏塔塔顶产品2（液化气组分413）经塔顶冷却器4（液化气冷却器415）进入塔顶分液罐3（液化气缓冲罐417）分离后液相分两部分，一部分作为塔顶产品1出料（出装置液化气433），一部分经塔顶回流泵2作为回流液5（回流液化气418）返回上隔板精馏塔隔板右侧塔顶。塔底再沸器17产生的塔底再沸气18进入公共提馏段15，气相逐板上升，液相逐板下降。气相经气体导向板11进行分配后分别进入隔板10两侧，通过气体分配电脑控制系统14控制栅板上不同位置吸铁条和气体导向板磁铁12进行相互作用，控制气体分配。气体分配控制信号20为液化气中C2组分浓度。塔底采出液16一部分经再沸器17加热后返回塔内，一部分作为塔底产品19（稳定汽油412）。
下面通过实施例进一步说明本发明的实施过程及应用效果。
比较例1
以传统吸收稳定四塔工艺流程及装置进行计算，以某0.8Mt/a炼厂焦化富气（18000m3/h）和粗汽油(24t/h)为原料。在装置运行中，富气和解吸塔顶气进入凝缩油罐，凝缩油进入解吸塔脱除C2组分，解吸塔底脱乙烷油进入稳定塔生产稳定汽油和LPG。粗汽油作为富气吸收剂，回流稳定汽油作为补充吸收剂(11t/h)，焦化柴油(10t/h)作为再吸收剂，将富气转变为干气。吸收塔控制温度42℃，再吸收塔44℃；解吸塔塔顶45℃，解吸塔塔底103℃；稳定塔塔顶47℃，塔底191℃。该工艺控制指标为：脱乙烷汽油（C2%<0.1%（v）），液化气（C5%<0.1%（v）），稳定汽油（C4%<0.1%（wt）），干气（C3+%<3%（v））。
实施例1
如图4所示，以本发明的吸收稳定工艺及装置进行计算，以某0.8Mt/a炼厂焦化富气（18000m3/h）和粗汽油(24t/h)为原料。富气压缩机、凝缩油罐、一级吸收反应器（吸收塔）运行参数不作调整。不同之处在于将解吸塔和稳定塔取消，并改为上隔板精馏塔，稳定汽油产品作为补充一级吸收剂使用，回流稳定汽油(11t/h)。上隔板精馏塔C2组分温度58℃，上隔板精馏塔液化气温度91℃，隔板塔塔底196℃。二级吸收反应器温度48℃，压力1.05MPa。二级吸收剂为柴油，二级吸收剂流量11t/h。再生反应器温度85℃，压力25KPa。
实施例2
如图4所示，以本发明的吸收稳定工艺及装置进行计算，以某0.8Mt/a炼厂焦化富气（18000m3/h）和粗汽油(24t/h)为原料。富气压缩机、凝缩油罐、一级吸收反应器（吸收塔）运行参数不作调整。不同之处在于将解吸塔和稳定塔取消，并改为上隔板精馏塔（气相不进行分配控制），稳定汽油产品作为补充吸收剂使用，回流稳定汽油(11t/h)。上隔板精馏塔C2组分温度56℃，上隔板精馏塔液化气温度89℃，隔板塔塔底195℃。二级吸收反应器温度46℃，压力1.05MPa，二级吸收剂流量8.5t/h。再生反应器温度75℃，压力20KPa。所用二级吸收剂为1-丁基-3-甲基咪唑六氟硼酸盐与乙酸钠的混合物，其中乙酸钠为4wt%。
实施例3
如图4所示，以本发明的吸收稳定工艺及装置进行计算，以某0.8Mt/a炼厂焦化富气（18000m3/h）和粗汽油(24t/h)为原料。富气压缩机、凝缩油罐、一级吸收反应器（吸收塔）运行参数不作调整。不同之处在于将解吸塔和稳定塔取消，并改为上隔板精馏塔（电磁式气相分配控制方式），稳定汽油产品作为补充吸收剂使用，回流稳定汽油(11t/h)。上隔板精馏塔解吸气温度53℃，上隔板精馏塔液化气温度86℃，隔板塔塔底193℃。二级吸收反应器温度44℃，压力1.05MPa，二级吸收剂流量8.3t/h。再生反应器温度73℃，压力20KPa。所用二级吸收剂为1-丁基-3-甲基咪唑六氟硼酸盐与乙酸钠的混合物，其中乙酸钠为5wt%。
表1 实施例和比较例运行结果
从以上比较实例可以看出：本发明的吸收稳定工艺和传统四塔工艺相比，产品焦化液化气、焦化干气和焦化稳定汽油的各项指标均能达到控制要求；且提高了干气干度，干气中C3+组分含量减少至1%以下，液化气增产0.5t/h，二级吸收剂用量减少15%。采用上隔板精馏塔代替传统吸收稳定系统中解吸塔和稳定塔，实现了稳定塔和解吸塔的热量耦合，节能效果显著。

Claims (13)

1.一种焦化吸收稳定工艺，其特征在于包括如下内容：焦化富气经压缩、冷却并分出凝缩油后，进入一级吸收反应器底部，一级吸收剂焦化粗汽油由吸收塔中上部进入，补充一级吸收剂稳定汽油由一级吸收反应器顶部进入，气液两相在一级吸收反应器内接触气相被部分吸收，吸收后富一级吸收剂进入凝缩油罐，半贫气进入二级吸收反应器，经过贫二级吸收剂吸收后变为干气，贫二级吸收剂变为富二级吸收剂，经加热后进入再生反应器进行再生，得到的再生气与焦化富气进料混合，得到的再生二级吸收剂部分外排，部分循环使用；焦化富气分出的凝缩油进入上隔板精馏塔进行分离，塔顶为C2和液化气组分，上隔板精馏塔隔板左侧塔顶混合少量液化气组分的C2组分经冷却进入凝缩油罐；上隔板精馏塔隔板右侧塔顶液化气组分经冷却后进入液化气缓冲罐后，部分液化气返回上隔板精馏塔作为塔顶回流，部分液化气作为焦化液化气产品出装置，上隔板精馏塔塔底焦化稳定汽油一部分作为产品排出装置，一部分作为补充吸收剂返回一级吸收反应器。
2.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述凝缩油罐温度为20～50℃，操作压力为1～2MPa。
3.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的一级吸收反应器操作温度为40~50℃，操作压力为1.1~1.5MPa。
4.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的二级吸收反应器为旋流器、超重力旋转床反应器或者吸收塔；所述二级吸收反应器的操作条件：温度为30～60℃，液气体积比为5～40，操作压力为1.0~1.5MPa。
5.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的贫二级吸收剂为离子液体复合溶剂，所述的离子液体复合溶剂为离子液体和有机酸盐的混合物，其中有机酸盐浓度为1wt%~10wt%；所述的离子液体阳离子为咪唑阳离子或烷基咪唑阳离子，阴离子为四氟硼酸根阴离子、六氟磷酸根阴离子、氯离子或溴离子；所述有机酸盐为醋酸钠、丙酸钠或醋酸钾中的一种或几种。
6.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的再生反应器为旋流器、超重力旋转床反应器或者闪蒸罐。
7.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述富二级吸收剂加热后温度为50～100℃，再生反应器为真空操作，操作压力为5～50KPa。
8.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的凝缩油分为两路，一路不用加热直接冷进料进入上隔板精馏塔进料侧塔顶，一路经加热后热进料进入上隔板精馏塔中上部；冷进料进入隔板塔左侧第一层塔板，进料温度控制为40~50℃；热进料进入隔板左侧第5~8层塔板，进料温度为70~100℃。
9.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的上隔板精馏塔总塔板数为30~120，隔板段塔板数为10~50，公共精馏段塔板数为20~60；操作压力为0.8~1.2MPa，塔顶隔板左侧温度45~85℃，塔顶隔板右侧操作温度45~105℃，隔板左右两侧气相温度有20~50℃的温度差，塔底操作温度185~205℃。
10.按照权利要求1或9所述的工艺，其特征在于：所述的上隔板精馏塔采用电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔，其结构如下：在塔内上部设置一块中间垂直隔板，隔板上端与塔顶部内壁焊接密封，隔板将塔内空间分隔为3个部分：塔顶左侧进料段、塔顶右侧精馏段和公共提馏段；所述隔板塔还包括气体分配控制系统；气体分配控制系统包括气体分配器和气体分配电脑控制系统；气体分配器由安装有磁铁的气体导向板和电磁吸铁栅板组成；所述的气体导向板为下半圆形，下半圆顶部通过与隔板底部设置的转动轴连接，气体导向板转动角度为-90~90°，半圆直径为0.8~1D，气体导向板内底部镶嵌一块弓形磁铁；气体导向板位于电磁吸铁栅板上部，气体导向板底部磁铁距离下方电磁吸铁栅板中心位置的垂直距离为1~200mm；所述的电磁吸铁栅板为一组水平放置的格栅，每个格栅中空设计且贯穿塔壁，格栅采用密封焊的形式固定于塔壁上，格栅内部填装电磁吸铁条，格栅间距3~20mm，电磁吸铁栅板位于隔板上部，格栅与隔板顶部平行，格栅与隔板顶端的垂直距离为1~200mm。
11.按照权利要求10所述的工艺，其特征在于：所述的气体导向板的转动角度是由电脑控制系统控制电磁吸铁栅板上的不同位置格栅的电磁吸铁条和导向板上磁铁之间产生吸引力进行转动，将要转动角度对应的位置的电磁吸铁条通电即可，电磁吸铁栅板中心格栅与隔板在同一平面。
12.按照权利要求10所述的工艺，其特征在于：所述的电磁式气相分配控制方式的上隔板精馏塔分壁精馏塔，多组分混合物分离过程的气体分配控制方式有以下两种：一、根据工艺要求在电脑控制系统中设定所需气体分配比，由电脑控制系统控制气体分配器中的气体导向板转动角度；二、将塔底流出的重组分产品浓度作为质量控制指标输入电脑控制系统，精馏过程中，在塔外对塔底流出的重组分产品的浓度进行检测，然后将浓度信号传递给电脑控制系统，由电脑控制系统来调整气体导向板的转动角度，实现气体分配的自动控制。
13.一种焦化吸收稳定系统，其特征在于：所述焦化吸收稳定系统主要包括：富气压缩机、冷却器、凝缩油罐、加热器、一级吸收反应器、上隔板精馏塔、二级吸收反应器、再生反应器、真空泵和液化气缓冲罐；富气压缩机出口经管线与富气冷却器入口连接，富气冷却器出口经管线与凝缩油罐顶部原料入口连接；凝缩油罐顶部气相出口经管线与一级吸收反应器底部气相入口连接，凝缩油罐底部液相出口管线分两路：一路经管线与上隔板精馏塔隔板左侧塔顶第一液相进口连接，一路通过管线经凝缩油加热器与上隔板精馏塔隔板左侧第二液相进口连接；一级吸收反应器顶部气相出口经管线与二级吸收反应器下部气相入口连接，一级吸收反应器中上部连接一级吸收剂引入管线，一级吸收反应器底部液相出口经管线与富气冷却器入口管线连接；二级吸收反应器顶部设有气相排出管线和二级吸收剂引入管线，二级吸收反应器底部液相出口通过管线经富二级吸收剂加热器与再生反应器顶部液相进口连接；再生反应器底部液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路通过管线经贫二级吸收剂冷却器与二级吸收反应器顶部液相进口连接；再生反应器顶部气相出口通过管线经真空泵与富气压缩机入口管线连接；上隔板精馏塔顶隔板左侧气相出口通过管线经C2冷却器与富气压缩机出口管线连接；上隔板精馏塔顶隔板右侧气相出口通过管线经液化气冷却器与液化气缓冲罐入口连接；液化气缓冲罐液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路经管线与上隔板精馏塔塔顶隔板右侧液相进口连接；上隔板精馏塔塔底液相出口分两路：一路经排出管线出装置，一路经管线与一级吸收反应器塔顶第一液相进口连接。
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