CN116836719A - 一种不凝气循环气提装置系统以及气提分离方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种不凝气循环气提装置系统以及气提分离方法，所述不凝气循环气提装置系统包括依次连接设置的不凝气气提单元以及膜分离单元；所述不凝气气提单元包括依次连接设置的气提塔、空冷器以及塔顶回流罐；所述气提塔的侧壁上设置有原料进口以及热不凝气进口；所述气提塔的塔顶气出口通过空冷器与塔顶回流罐相连接；所述膜分离单元包括膜分离装置；所述膜分离装置的不凝气出口通过增压装置与所述气提塔的热不凝气进口相连接。本发明提供的不凝气循环气提装置系统结合了不凝气气提技术以及膜分离技术，实现了无废水排放；且应用范围更广泛，可应用于分馏产品有水含量控制指标要求的分馏工艺。此外，不凝气气提的深度更大。
Description
技术领域
本发明属于石油及石化技术领域，涉及一种油品分离装置系统，尤其涉及一种不凝气循环气提装置系统以及气提分离方法。
背景技术
油品在分馏过程中，须将其中硫化气、干气、轻轻等小分子组分与馏分油产品进行分离，现工业应用主要采用干式汽提法和湿式汽提法两种方案。
湿式汽提采用过热蒸汽作为汽提介质，利用相平衡原理，当与之液相接触的气相中该组分的平衡分压趋于零时，气相平衡分压远远小于液相平衡分压，则蒸汽压较大的轻组分将由液相转入气相，实现轻重组分分离。
干式汽提是采用塔底重沸器或重沸炉的汽提方式，将油品中的轻组分汽化，气相向上流动，与从回流罐下来的轻组分液相在塔盘上进行多次部分气化和部分冷凝，从而使混合物达到高纯度的分离。与干式汽工艺相比湿式汽提能耗低，因此现有炼油装置中脱硫化氢气提塔、常压塔、减压塔、酸性水气提塔等，多采用过热蒸汽湿式汽提方式：但馏分油产品为航煤、白油时多采用干式汽提法，以避免产品中水分含量超出产品规范要求。
湿式蒸汽汽提方案中，塔顶气冷却后的凝结水中会溶入轻组分，形成含轻组分废水(如含油污水或酸性水)，须进一步处理；蒸汽汽提受压力影响，蒸汽易凝结在塔内形成液体，致使馏分油中轻组分无法深度脱除。干式汽提方式，能耗高，设备投资大，一般用于蒸汽汽提无法处理的原料。
CN 106715657A公开了一种从烃料流中除去硫化合物的方法和系统，所述方法包含以下步骤：蒸汽汽提混合烃料流以形成包含石脑油和轻质烃的蒸汽气提塔顶料流和包含石脑油和重质烃的蒸汽气提塔底料流；分馏所述蒸汽气提塔底料流以形成包含石脑油烃的分馏塔顶料流；将所述蒸汽气提塔顶料流与一部分所述分馏塔顶料流和富氢气补充气体料流合并；和将所述合并料流加氢脱硫以形成HDS反应流出物料流。CN 107541246A公开了一种用于轻质化煤焦油的脱臭清洁处理系统，所述处理系统包括蒸汽汽提罐，静置分离罐，静置脱水罐，脱硫树脂罐，脱硫催化剂罐，固体处理剂罐，储存罐，其中蒸汽汽提罐上连接有用于进料的管路，所述蒸汽汽提罐的上端通过管路与储存罐的上端相连通，储存罐的下端具有一管路、该管路的另一端伸入至静置分离罐的内部，所述蒸汽汽提罐的下端具有一管路、该管路的另一端伸入至静置脱水罐的内部，所述静置脱水罐与脱硫树脂罐的上端通过管路连通，所述脱硫树脂罐的下端具有一管路、该管路的另一端伸入至脱硫催化剂罐的内部，所述脱硫催化剂罐通过管路与固体处理剂罐相连通，所述固体处理剂罐的下端具有一管路、该管路的另一端通往产品收集口。上述专利所用方法为蒸汽汽提法，蒸汽汽提受压力影响，蒸汽易凝结在塔内形成液体，致使馏分油中轻组分无法深度脱除。
在高端润滑油和食品级白油的生产中，对闪点和含水量要求非常高，含水量一般要控制在40ppm以下，如果水分过高会影响产品的浊点，还容易造成产品乳化现象，产品透明度达不到要求。一般油品生产，为了提高闪点，只能提高蒸汽的注入量，但是蒸汽带进油品中的水分，尤其是微水分，非常难以脱除。
CN 212051249U公开了一种油品无水汽提装置，所述油品无水汽提装置包括原料缓冲罐，所述的原料缓冲罐依次与换热系统、加热炉和分馏塔连接，所述分馏塔下部与1#气提塔连接，分馏塔上部与2#气提塔连接：干气管线经加热炉与1#气提塔和2#气提塔分别连接，所述1#气提塔顶部和2#气提塔顶部分别与分馏塔连接，所述分馏塔项部经空冷器和冷凝器与回流罐连接，所述回流罐底部与分馏塔连接，所述回流罐顶部与脱硫塔连接，所述脱疏塔顶部与气液分离罐连接，所述气液分离罐顶部与所述干气管线连接。该专利提供的装置通过加热炉实现了油品的无水汽提过程，但是加热炉能耗较高，不利于长期使用与发展。
综上所述，提供一种能耗低，应用范围广，效果更优的环境友好型汽提工艺已是本领域亟需解决的问题之一。
发明内容
本发明的目的在于提供一种不凝气循环气提装置系统以及气提分离方法，所述不凝气循环气提装置系统将不凝气气提与膜分离技术相结合，实现了无废水排放，应用范围更广泛，可应用于分馏产品有水含量控制指标要求的分馏工艺。
本发明处理的油品是富含烃的油品，例如是裂解或加氢精制后的蜡油、汽油、柴油、航煤或石脑油中的任意一种或至少两种的组合。
为达到此发明目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种不凝气循环气提装置系统，所述不凝气循环气提装置系统包括依次连接设置的不凝气气提单元以及膜分离单元；
所述不凝气气提单元包括依次连接设置的气提塔、空冷器以及塔顶回流罐；
所述气提塔的侧壁上设置有原料进口以及热不凝气进口；
所述气提塔通过塔顶气出口通过空冷器与所述塔顶回流罐相连接；
所述膜分离单元包括膜分离装置；
所述膜分离装置的不凝气出口通过增压装置与所述气提塔的热不凝气进口相连接。
本发明提供的不凝气循环气提装置系统利用不凝气作为汽提介质，将进塔物流中的轻组分汽提分离出去，再利用膜分离技术将塔顶气中的不凝气分离出来，增压后用做汽提，不凝气在不凝气气提单元中循环使用。
本发明提供的不凝气循环气提装置系统结合了不凝气气提技术以及膜分离技术，实现了无废水排放，属于环境友好型技术；且应用范围更广泛，可应用于分馏产品有水含量控制指标要求的分馏工艺，如航煤产品、白油产品汽提；此外，不凝气不会在塔内形成液相，因此，不凝气气提的深度更大，且气提效果比蒸汽更好；用做含H2S原料气提时，不会形成湿H2S腐蚀，降低了管道、设备材质投资成本，避免了湿H2S腐蚀引起的安全隐患。
优选地，所述塔顶回流罐的液相出口通过塔顶回流泵与气提塔的塔顶回流入口相连接。
本发明所述塔顶回流罐的液相出口通过塔顶回流泵后，部分液相产品作为塔顶馏分排出装置外。
优选地，所述塔顶回流罐的气相出口与膜分离装置相连接。
优选地，所述膜分离装置设置有轻组分出口。
优选地，所述塔顶回流罐的气相出口与膜分离装置的连接管路上设置有阀门以及第一压力检测装置。
所述第一压力检测装置用于塔顶操作压力监控。
优选地，所述增压装置与热不凝气进口之间设置有换热装置。
优选地，所述换热装置包括换热器。
优选地，所述气提塔的塔底出口通过产品泵与换热装置相连接。
优选地，所述换热装置上设置有塔底产品出口。
优选地，所述不凝气循环气提装置系统还包括不凝气补气装置。
优选地，所述不凝气补气装置通过换热装置与热不凝气进口相连接。
优选地，所述不凝气补气装置与换热装置之间设置有流量调节阀以及第二压力检测装置。
本发明所述流量调节阀用于调控向不凝气循环气提装置系统内补充的不凝气的补充量。
本发明提供的不凝气循环气提装置系统中不凝气在所述装置系统内循环使用，仅需要补充少量损失的不凝气。
第二方面，本发明提供了一种油品气提分离方法，所述分离方法采用第一方面提供的不凝气循环气提装置系统进行。
所述油品气提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；
(2)步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压后回流至气提塔。
优选地，所述油品气提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；
塔底气通过产品泵与换热装置排出装置外；
(2)步骤(1)所得液相产品经塔顶回流泵增压后部分回流至气提塔内，其余送至装置外；步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压后通过换热器得到热不凝气，而后进入气提塔。
优选地，步骤(1)所述不凝气气提中的塔顶温度为130-170℃，例如可以是130℃、135℃、140℃、145℃、150℃、155℃、160℃、165℃或170℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(1)所述不凝气气提中的塔底温度为135-175℃；例如可以是135℃、140℃、145℃、150℃、155℃、160℃、165℃、170℃或175℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(1)所述不凝气气提的压力为0.6-0.65MPag，例如可以是0.6MPag、0.61MPag、0.62MPag、0.63MPag、0.64MPag或0.65MPag，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(1)所述不凝气气提中的不凝气包括氮气、氢气或甲烷中的任意一种或至少两种的组合，典型但非限制性的组合包括氮气和氢气的组合，氮气和甲烷的组合，氢气和甲烷的组合或氮气、氢气和甲烷的组合。
优选地，步骤(1)所述空冷后的温度为40-50℃，例如可以是40℃、41℃、42℃、43℃、44℃、45℃、46℃、47℃、48℃、49℃或50℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(3)所述热不凝气的温度高于塔底温度15-25℃，例如可以是15℃、16℃、17℃、18℃、19℃、20℃、21℃、22℃、23℃、24℃或25℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(3)所述增压后的压力为0.6-1.0MPag，例如可以是0.6MPag、0.7MPag、0.8MPag、0.9MPag或1.0MPag，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(3)所述热不凝气还包括不凝气补气装置提供的不凝气。
作为本发明第二方面提供的油品气提分离方法的优选技术方案，本发明提供的油品气提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，在0.6-0.65MPag的压力在不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后至40-50℃后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；不凝气气提中的塔顶温度为130-170℃，塔底温度为135-175℃，不凝气的温度为45-65℃；
塔底气通过产品泵与换热装置排出装置外；
(2)步骤(1)所得液相产品经塔顶回流泵增压后部分回流至气提塔内，其余送至装置外；步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压至0.6-1.0MPag后通过换热器得到热不凝气，而后进入气提塔；所述不凝气还包括不凝气补气装置提供的不凝气。
本发明所述的数值范围不仅包括上述例举的点值，还包括没有例举出的上述数值范围之间的任意的点值，限于篇幅及出于简明的考虑，本发明不再穷尽列举所述范围包括的具体点值。
相对于现有技术，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明提供的不凝气循环气提装置系统结合了不凝气气提技术以及膜分离技术，实现了无废水排放，属于环境友好型技术；
(2)本发明提供的不凝气循环气提装置系统应用范围更广泛，可应用于分馏产品有水含量控制指标要求的分馏工艺；
(3)本发明提供的不凝气循环气提装置系统在使用过程中不凝气不会在塔内形成液相，因此，不凝气气提的深度更大，且气提效果比蒸汽更好；
(4)本发明提供的不凝气循环气提装置系统用做含H2S原料气提时，不会形成湿H2S腐蚀，降低了管道、设备材质投资成本，避免了湿H2S腐蚀引起的安全隐患。
附图说明
图1为本发明实施例1提供的不凝气循环气提装置系统的流程图；
图2为本发明对比例1提供的气提分离装置系统的流程图。
其中，1为气提塔，2为空冷器，3为塔顶回流罐，4为膜分离装置，5为增压装置，6为换热装置，7为塔顶回流泵，8为产品泵，9为不凝气补气装置，10为重沸炉，11为重沸炉进料泵。
具体实施方式
下面通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。
实施例1
本实施例提供了一种如图1所示的不凝气循环气提装置系统，所述不凝气循环气提装置系统包括依次连接设置的不凝气气提单元以及膜分离单元；
所述不凝气气提单元包括依次连接设置的气提塔1、空冷器2以及塔顶回流罐3；
所述气提塔1的侧壁上设置有原料进口以及热不凝气进口；
所述气提塔1塔顶气出口通过空冷器2与所述塔顶回流罐3相连接；
所述膜分离单元包括膜分离装置4；
所述膜分离装置4的不凝气出口通过增压装置5与所述气提塔1的热不凝气进口相连接。
所述塔顶回流罐3的液相出口通过塔顶回流泵7与气提塔1的塔顶回流入口相连接；所述塔顶回流罐3的气相出口与膜分离装置4相连接；所述膜分离装置4设置有轻组分出口。
所述塔顶回流罐3的气相出口与膜分离装置4的连接管路上设置有阀门以及第一压力检测装置。
所述增压装置5与热不凝气进口之间设置有换热装置6；所述换热装置包括换热器。
所述气提塔1的塔底出口通过产品泵8与换热装置6相连接；所述换热装置6上设置有塔底产品出口。
所述不凝气循环气提装置系统还包括不凝气补气装置9；所述不凝气补气装置9通过换热装置6与热不凝气进口相连接；所述不凝气补气装置9与换热装置6之间设置有流量调节阀以及第二压力检测装置。
实施例2
本实施例提供了一种不凝气循环气提装置系统，所述不凝气循环气提装置系统与实施例1的区别仅在于：本实施例省略了不凝气补气装置9。
对比例1
本对比例提供了一种如图2所示的汽提分离装置系统，所述汽提分离装置系统与实施例1的区别在于：本对比例省略了膜分离装置4、增压装置5以及换热装置6；增加了重沸炉10以及重沸炉进料泵11。
应用例1
本应用例提供了一种采用实施例1提供的不凝气循环气提装置系统进行的油品气提分离方法。
所述油品无水汽提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，在0.6-0.65MPag的压力在不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后至45℃后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；不凝气气提中的塔顶温度为136℃，塔底温度为140℃，不凝气的温度为50℃；
塔底气通过产品泵与换热装置排出装置外；
(2)步骤(1)所得液相产品经塔顶回流泵增压后部分回流至气提塔内，其余送至装置外；步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压至0.7MPag后通过换热器得到热不凝气，而后进入气提塔；所述不凝气还包括不凝气补气装置提供的不凝气。
步骤(1)所述油品的物性表如表1所示。
表1
| 组分 | 单位 | 摩尔比例 |
| 氢气 | mol/mol | 0.0127 |
| C1 | mol/mol | 0.0004 |
| C2 | mol/mol | 0.0030 |
| C3 | mol/mol | 0.0133 |
| C4 | mol/mol | 0.0776 |
| C5+ | mol/mol | 0.8907 |
| 硫化氢 | mol/mol | 0.0015 |
| 水 | mol/mol | 0.0008 |
| 温度 | ℃ | 200 |
| 压力 | MPag | 1.51 |
| 质量流率 | Kg/h | 70000 |
其中，C5+在20℃下的密度为801.4kg/m3。
应用例2
本应用例提供了一种采用实施例2提供的不凝气循环气提装置系统进行的油品气提分离方法。
所述油品无水汽提分离方法与应用例1相同。
与应用例1对比可知，本应用例省略了不凝气补气装置9，系统经过长时间运行后，系统内的不凝气逐渐减少，不足以满足汽提的需求，影响了汽提进程，进而影响了产品的品质及产量。
对比应用例1
本对比应用例提供了一种采用对比例1提供的气提分离装置系统进行的油品汽提分离方法。
所述油品无水汽提分离方法包括如下步骤：
油品进入气提塔1，塔底采用重沸炉10做气提塔1热源，塔顶气进入空冷器2冷却至50℃后，进入塔顶回流罐3完成汽液分离，分离出液相进入塔顶回流泵，经增压后部分液体回流至塔内，其余外送至装置外。塔顶操作压力由塔顶回流罐罐顶的压控阀控制。塔底热源由重沸炉10提供。塔底油一部分进入重沸炉10进料泵，增压后进入重沸炉10加热至部分汽化，返回气提塔内。
应用例1与对比应用例1的能耗对比如表2所示。
表2
由表2可知，应用例1的单位能耗远低于对比应用例1，对比应用例1能耗的11％。考虑装置的长期运行，应用例1的流程更有利于提升装置收益，降低装置能耗。
综上所述，本发明提供的不凝气循环气提装置系统结合了不凝气气提技术以及膜分离技术，实现了无废水排放，属于环境友好型技术；且应用范围更广泛，可应用于分馏产品有水含量控制指标要求的分馏工艺，如航煤产品、白油产品汽提；此外，不凝气不会在塔内形成液相，因此，不凝气气提的深度更大，且气提效果比蒸汽更好；用做含H2S原料气提时，不会形成湿H2S腐蚀，降低了管道、设备材质投资成本，避免了湿H2S腐蚀引起的安全隐患。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
Claims (10)
1.一种不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述不凝气循环气提装置系统包括依次连接设置的不凝气气提单元以及膜分离单元；
所述不凝气气提单元包括依次连接设置的气提塔、空冷器以及塔顶回流罐；
所述气提塔的侧壁上设置有原料进口以及热不凝气进口；
所述气提塔的塔顶气出口通过空冷器与所述塔顶回流罐相连接；
所述膜分离单元包括膜分离装置；
所述膜分离装置的不凝气出口通过增压装置与所述气提塔的热不凝气进口相连接。
2.根据权利要求1所述的不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述塔顶回流罐的液相出口通过塔顶回流泵与气提塔的塔顶回流入口相连接；
优选地，所述塔顶回流罐的气相出口与膜分离装置相连接；
优选地，所述膜分离装置设置有轻组分出口。
3.根据权利要求1或2所述的不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述塔顶回流罐的气相出口与所述膜分离装置的连接管路上设置有阀门以及第一压力检测装置。
4.根据权利要求1-3任一项所述的不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述增压装置与热不凝气进口之间设置有换热装置；
优选地，所述换热装置包括换热器。
5.根据权利要求1-4任一项所述的不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述气提塔的塔底出口通过产品泵与换热装置相连接；
优选地，所述换热装置上设置有塔底产品出口。
6.根据权利要求1-5任一项所述的不凝气循环气提装置系统，其特征在于，所述不凝气循环气提装置系统还包括不凝气补气装置；
优选地，所述不凝气补气装置通过换热装置与热不凝气进口相连接；
优选地，所述不凝气补气装置与换热装置之间设置有流量调节阀以及第二压力检测装置。
7.一种油品气提分离方法，其特征在于，所述分离方法采用权利要求1-6任一项所述的不凝气循环气提装置系统进行；
所述油品气提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；
(2)步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压后回流至气提塔。
8.根据权利要求7所述油品气提分离方法，其特征在于，所述油品气提分离方法包括如下步骤：
(1)油品通过原料进口进入气提塔，不凝气气提后塔顶气经过空冷器空冷后进入塔顶回流罐完成气液分离，得到液相产品以及气相产品；
塔底气通过产品泵与换热装置排出装置外；
(2)步骤(1)所得液相产品经塔顶回流泵增压后部分回流至气提塔内，其余送至装置外；步骤(1)所得气相产品经膜分离装置分离后得到轻组分以及不凝气；
(3)步骤(2)所得不凝气经增压装置增压后通过换热器得到热不凝气，而后进入气提塔。
9.根据权利要求7或8所述的油品气提分离方法，其特征在于，步骤(1)所述不凝气气提中的塔顶温度为130-170℃；
优选地，步骤(1)所述不凝气气提中的塔底温度为135-175℃；
优选地，步骤(1)所述不凝气气提的压力为0.6-0.65MPag；
优选地，步骤(1)所述不凝气气提中的不凝气包括氮气、氢气或甲烷中的任意一种或至少两种的组合；
优选地，步骤(1)所述空冷后的温度为40-50℃；
优选地，步骤(3)所述热不凝气的温度高于塔底温度15-25℃。
10.根据权利要求7-8任一项所述的油品气提分离方法，其特征在于，步骤(3)所述增压后的压力为0.6-1.0MPag；
优选地，步骤(3)所述热不凝气还包括不凝气补气装置提供的不凝气。
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| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
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| CN202310980852.0A CN116836719A (zh) | 2023-08-03 | 2023-08-03 | 一种不凝气循环气提装置系统以及气提分离方法 |
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