本發(fā)明屬于石油化工技術(shù)領(lǐng)域，涉及一種吸收穩(wěn)定工藝方法。

技術(shù)背景

吸收-穩(wěn)定工藝是煉廠焦化/催化等工藝過程中的一個重要單元組成。主要是利用吸收和精餾的方法，將焦化/催化分餾塔塔頂油氣分離罐出來的富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。有“單塔”和“雙塔”流程。單塔流程是吸收與解吸在同一塔內(nèi)進行，吸收率和解吸率較差，產(chǎn)品質(zhì)量不好。雙塔流程是指吸收和解吸分別在兩個塔內(nèi)進行，已成為目前煉廠吸收穩(wěn)定的主導流程。雙塔系統(tǒng)主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及穩(wěn)定塔及輔助設(shè)備組成。

目前大多數(shù)煉廠吸收-穩(wěn)定工藝流程是：分餾塔塔頂富氣經(jīng)富氣壓縮機升壓后與吸收塔底油、解吸塔頂油氣混合，經(jīng)冷卻器冷卻后進入氣液平衡罐進行氣液分離。分離出來的氣體進入吸收塔下部；分離出來的凝縮油進入解吸塔頂部。分餾塔塔頂分離罐液相粗汽油作為吸收塔的吸收劑。吸收塔頂部出來的貧氣進入再吸收塔，用分餾塔柴油作為吸收劑進行再次吸收，以回收吸收塔頂攜帶出來的汽油組分。再吸收塔塔底富吸收油返回分餾塔。塔頂干氣送出裝置。解吸塔塔底脫乙烷汽油送至穩(wěn)定塔。穩(wěn)定塔塔頂氣經(jīng)塔頂冷卻器冷凝冷卻后，分離出來的液化石油氣。穩(wěn)定塔塔底油分兩路，一路作為產(chǎn)品送出裝置；另一路送到吸收塔作為補充吸收劑。在系統(tǒng)中為提高吸收塔吸收效率，吸收塔一般設(shè)置中段冷卻器。

生產(chǎn)實踐表明，現(xiàn)有吸收穩(wěn)定流程中存在干氣攜帶液化氣造成液化氣收率低及系統(tǒng)能耗較高等問題，為了保證液化氣收率，以及降低系統(tǒng)能耗。中國專利cn1919976a提出了一種催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)復(fù)合工藝，將壓縮富氣、吸收塔富吸收油和解吸氣混合后進行分步冷凝，一級冷凝到55℃~70℃后的凝縮油作為解吸塔熱進料，二級冷凝到35℃~40℃后的凝縮油作為解吸塔的冷進料。從而避免了解吸塔進料“先冷后熱”的過程，降低了系統(tǒng)能耗。同時設(shè)置解吸塔中間再沸器降低塔底再沸器負荷。但是該技術(shù)只是從能量利用的角度對流程進行了優(yōu)化處理，并沒有從根本上降低吸收穩(wěn)定裝置功能實現(xiàn)的能耗。

中國專利cn101531919a提出了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)節(jié)能裝置及操作工藝，通過在吸收塔塔頂設(shè)置貧氣預(yù)平衡系統(tǒng)，吸收塔塔頂氣與補充吸收劑接觸經(jīng)冷卻后在預(yù)平衡罐中進行預(yù)平衡操作，從而降低預(yù)平衡罐出口貧氣量，有利于提高液化氣收率。在同等進料和產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，能夠降低穩(wěn)定汽油補充吸收劑的流量，從而降低了解吸塔、穩(wěn)定塔塔底再沸器的熱負荷，達到降低系統(tǒng)能耗的目的。但預(yù)平衡器只是一次平衡過程，其作用相當于吸收塔增加了一塊理論板來強化吸收效果。對于常規(guī)吸收塔10塊~15塊理論板來說所起的效果不大，減少穩(wěn)定汽油補充劑用量也是有限的。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

針對現(xiàn)有技術(shù)的不足和現(xiàn)實生產(chǎn)需要，本發(fā)明提供了一種吸收穩(wěn)定工藝方法。本發(fā)明的方法不僅可以明顯降低系統(tǒng)能耗，而且可以提高液化氣的收率。

申請人經(jīng)過大量的研究發(fā)現(xiàn)，造成吸收穩(wěn)定系統(tǒng)能耗較高的原因主要在于：系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)物流量較大，增加了吸收和精餾負荷而造成系統(tǒng)能耗高。一方面是大量解吸氣在解吸塔和吸收塔間循環(huán)。目前的流程中解吸氣與富氣、吸收塔塔底富吸收油混合進入平衡分離罐，大量的解吸氣主要是c1、c2組分，降低了平衡罐富氣中c3、c4組分及富吸收油中輕烴的分壓，使平衡罐氣相組成中c3、c4的含量增加，從而加大了平衡罐氣相進入吸收塔的量，加大了吸收塔負荷。不僅影響了吸收塔吸收效果，而且增加了吸收塔能耗。另一方面是吸收塔氣相負荷大。為了降低富氣中液化氣含量就需要更大量的穩(wěn)定汽油補充吸收劑。造成大量的穩(wěn)定汽油在吸收塔、解吸塔和穩(wěn)定塔間循環(huán)。所以吸收穩(wěn)定系統(tǒng)能耗的根本在于大量的循環(huán)物流，而降低循環(huán)物流的量根本在于減少一次平衡罐的氣相和解吸氣量。

本發(fā)明提出的吸收穩(wěn)定工藝方法將解吸塔適當提高壓力，并設(shè)置專門的解吸氣平衡罐，將解吸氣與部分吸收塔底油混合后冷卻進入解吸氣平衡罐，平衡罐氣相進入吸收塔底部，液相進入解吸塔頂部。

本發(fā)明的一種吸收穩(wěn)定工藝方法，具體包括以下步驟：

（1）分餾塔塔頂油氣在氣液分離罐分離出來的富氣，經(jīng)壓縮后與部分吸收塔底油混合經(jīng)冷卻器冷卻后進入富氣平衡罐；富氣平衡罐氣相進入吸收塔底部，平衡罐液相經(jīng)換熱后進入解吸塔上部；

（2）解吸塔頂解吸氣與部分吸收塔底油混合冷卻后進入解吸氣平衡罐，平衡罐氣相送往吸收塔底部，平衡罐液相進入解吸塔頂部；

（3）分餾塔塔頂氣液分離罐分離出來的液相粗汽油作為吸收塔吸收劑進入吸收塔頂部；吸收塔頂貧氣進入再吸收塔底部，來自分餾塔的柴油作為吸收劑進入再吸收塔頂部；再吸收塔塔頂干氣送出裝置，塔底富吸收油返回分餾塔；

（4）解吸塔底部得到脫乙烷汽油送到穩(wěn)定塔；穩(wěn)定塔塔頂?shù)玫揭夯蜌?，塔底穩(wěn)定汽油經(jīng)冷卻器冷卻，一路作為吸收塔補充吸收劑送往吸收塔頂部，一路作為產(chǎn)品送出裝置。

在步驟（1）中，壓縮后的富氣與部分吸收塔底油混合經(jīng)冷卻后的溫度為30℃~40℃；與壓縮后富氣混合進入富氣平衡罐的部分吸收塔底油占總吸收塔塔底油的重量比例為10%~90%，優(yōu)選為30%~70%。

步驟（1）中所述的富氣平衡罐液相與穩(wěn)定塔底油進行換熱，換熱后的溫度控制為40℃~90℃，優(yōu)選為55℃~80℃。

步驟（2）中所述的解吸氣平衡罐壓力控制與富氣壓縮后的壓力大致相當，優(yōu)選略高于富氣壓縮后的壓力5%~15%。進入解吸氣平衡罐的吸收塔底油占總吸收塔底油的重量比例為10%~90%，優(yōu)選為30%~70%。

步驟（1）所述的富氣平衡罐液相和步驟（2）所述解吸氣平衡罐液相進入解吸塔的位置相差3~5塊理論板。解吸氣平衡罐液相的進料位置在解吸塔頂部，富氣平衡罐液相的進料位置在解吸塔頂部以下。

步驟（4）中所述的穩(wěn)定塔底穩(wěn)定汽油依次先與解吸塔中段再沸器、富氣平衡罐液相換熱后，再經(jīng)冷卻器冷卻。經(jīng)過冷卻器冷卻后穩(wěn)定塔底穩(wěn)定汽油的溫度控制為30℃~40℃。

本發(fā)明所述的吸收穩(wěn)定工藝是指焦化/催化裂化等工藝過程中應(yīng)用的吸收穩(wěn)定工藝。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本工藝方法通過適當提高解吸塔操作壓力，設(shè)置專門的解吸氣平衡罐，優(yōu)化吸收穩(wěn)定工藝，實現(xiàn)了降低吸收穩(wěn)定過程能耗和提高液化石油氣產(chǎn)率的雙重效果，具有以下優(yōu)點：

1、通過設(shè)置專門的解吸氣平衡罐，避免了解吸氣對富含液化石油氣的富氣在冷凝后平衡的干擾，有利于強化富氣平衡效果，減少平衡后進入吸收塔的氣相量，降低吸收塔負荷。一方面有利于提高吸收塔吸收率，另一方面可以減少吸收塔與解吸塔間的循環(huán)量，降低系統(tǒng)能耗。

2、通過解吸氣平衡罐對解吸氣單獨地吸收冷凝平衡，有利于將解吸塔中過解吸的液化石油氣充分吸收冷凝下來，可以大幅降低進入吸收塔氣相量，降低吸收塔負荷。

3、通過控制解吸氣平衡罐壓力，在保證塔底脫乙烷汽油中≤c2輕烴含量質(zhì)量要求的同時，盡可能地減少解吸氣中≥c3組分的含量，降低在解吸塔和吸收塔間的循環(huán)量。不僅有利于降低吸收塔負荷，提高吸收效率；而且大幅降低過程能耗。

4、將解吸氣平衡罐液相和富氣平衡罐液相根據(jù)其中所含輕組分的不同，分別進入解吸塔不同位置，并設(shè)置富氣平衡罐液相加熱器，有利于強化解吸效果，降低解吸塔塔底供熱負荷。

5、本發(fā)明雖增加了冷凝器和平衡分離罐，但工藝流程清晰、工藝先進合理、裝置能耗低、產(chǎn)品質(zhì)量可靠等優(yōu)點，同時降低了現(xiàn)有設(shè)備的負荷，在總的設(shè)計預(yù)算中并沒有增加投資量。對于新設(shè)計或新建裝置具有裝置能耗先進，產(chǎn)品指標優(yōu)質(zhì)等特點；對于舊裝置改造具有改造費用低，降低裝置能耗，增加裝置效益等特點。

附圖說明

圖1為本發(fā)明的一種吸收穩(wěn)定工藝方法流程示意圖。

圖2為一種常規(guī)的吸收穩(wěn)定工藝流程示意圖。

其中，1為分餾塔頂氣液分離罐，2為富氣，3為粗汽油，4為富氣壓縮機，5為富氣平衡罐，6為富氣平衡罐氣相，7為吸收塔，8為解吸塔，9為解吸氣，10為吸收塔底油，11為貧氣，12為再吸收塔，13為穩(wěn)定塔，14為脫乙烷汽油，15為補充吸收劑，16為解吸氣冷凝器，17為解吸氣平衡罐，18為解吸氣平衡罐氣相，19為解吸氣平衡罐液相，20為富氣平衡罐液相，21為富氣平衡罐液相加熱器。

具體實施方式

結(jié)合附圖1，本發(fā)明方法一種吸收穩(wěn)定工藝方法的工藝流程為：

來自催化裂化/焦化分餾塔頂?shù)挠蜌庠谒敋庖悍蛛x罐1中分離出富氣2和粗汽油3。富氣2經(jīng)富氣壓縮機4升壓后與來自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷卻后進入富氣平衡罐5。富氣平衡罐5平衡后的氣相6進入吸收塔7塔底；液相經(jīng)富氣平衡罐液相加熱器21加熱后進入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出來的解吸氣9與吸收塔7的部分吸收塔底油10混合經(jīng)解吸氣冷凝器16冷卻后進入解吸氣平衡罐17。平衡后的氣相18進入吸收塔7底部；平衡后的液相19進入解吸塔8的頂部。解吸塔8塔底脫乙烷汽油14送至穩(wěn)定塔13進行精餾，塔頂?shù)玫揭夯蜌馑统鲅b置，塔底穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱、冷卻后部分送出裝置，部分作為補充吸收劑15送到吸收塔7。

塔頂氣液分離罐1中分離出的粗汽油3作為吸收劑送至吸收塔7，與補充吸收劑15一起對進入吸收塔7的富氣平衡罐氣相6和解吸氣平衡罐氣相18進行吸收。塔頂貧氣11至再吸收塔12由分餾塔柴油作為吸收劑進行吸收。塔底吸收塔底油10分兩路分別進入富氣平衡罐5和解吸氣平衡罐17。再吸收塔塔頂干氣送出裝置，塔底富吸收油返回分餾塔。

實施例1

以300萬噸/年焦化裝置吸收穩(wěn)定單元為例，利用流程模擬軟件proⅱ進行模擬分析。

模擬流程與本發(fā)明的工藝流程一致。從焦化分餾塔頂?shù)挠蜌庠谒敋庖悍蛛x罐1中分離出富氣2和粗汽油3。富氣2經(jīng)富氣壓縮機4升壓后與來自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷卻后進入富氣平衡罐5。富氣平衡罐5平衡后的氣相6進入吸收塔7塔底；液相經(jīng)富氣平衡罐液相加熱器21加熱后進入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出來的解吸氣9與吸收塔7的部分吸收塔底油10混合經(jīng)解吸氣冷凝器16冷卻后進入解吸氣平衡罐17。平衡后的氣相18進入吸收塔7底部；平衡后的液相19進入解吸塔8的頂部。解吸塔8塔底脫乙烷汽油14送至穩(wěn)定塔13進行精餾，塔頂?shù)玫揭夯蜌馑统鲅b置，塔底穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱、冷卻后部分送出裝置，部分作為補充吸收劑15送到吸收塔7。

塔頂氣液分離罐1中分離出的粗汽油3作為吸收劑送至吸收塔7，與補充吸收劑15一起對進入吸收塔7的富氣平衡罐氣相6和解吸氣平衡罐氣相18進行吸收。塔頂貧氣11至再吸收塔12由分餾塔柴油作為吸收劑進行吸收。塔底吸收塔底油10分兩路分別進入富氣平衡罐5和解吸氣平衡罐17。再吸收塔塔頂干氣送出裝置，塔底富吸收油返回分餾塔。

模擬流程中吸收穩(wěn)定的工藝操作條件如表1所示，按本發(fā)明技術(shù)方案得到的焦化干氣的組成見表2所示。

表1實施例1吸收穩(wěn)定操作條件。

表2實施例1干氣組成分析

從表2可以看出，焦化干氣中c3⁺含量為2.04%。

比較例1

以300萬噸/年焦化裝置吸收穩(wěn)定單元為例，利用流程模擬軟件proⅱ進行模擬分析。

模擬流程按現(xiàn)有常規(guī)的工藝流程，如圖2所示。

來自催化裂化/焦化分餾塔頂?shù)挠蜌庠谒敋庖悍蛛x罐1中分離出富氣2和粗汽油3。富氣2經(jīng)富氣壓縮機4升壓后與來自吸收塔7的部分吸收塔底油10混合冷卻后進入富氣平衡罐5。富氣平衡罐5平衡后的氣相6進入吸收塔7塔底；液相經(jīng)富氣平衡罐液相進入解吸塔8的上部。解吸塔8解吸出來的解吸氣9與壓縮后的富氣2、來自吸收塔7的吸收塔底油10混合冷卻后進入富氣平衡罐5。

解吸塔8塔底脫乙烷汽油14送至穩(wěn)定塔13進行精餾，塔頂?shù)玫揭夯蜌馑统鲅b置，塔底穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱、冷卻后部分送出裝置，部分作為補充吸收劑15送到吸收塔7。

塔頂氣液分離罐1中分離出的粗汽油3作為吸收劑送至吸收塔7，與補充吸收劑15一起對進入吸收塔7。塔頂貧氣11至再吸收塔12由分餾塔柴油作為吸收劑進行吸收。塔底吸收塔底油10進入富氣平衡罐5。再吸收塔塔頂干氣送出裝置，塔底富吸收油返回分餾塔。

模擬流程中吸收穩(wěn)定的工藝操作條件如表3所示，按本發(fā)明技術(shù)方案得到的焦化干氣的組成見表4所示。

表3比較例1吸收穩(wěn)定操作條件。

表4比較例1干氣組成分析

從表4可以看出，比較例1焦化干氣中c3⁺含量為4.66%。

相對于現(xiàn)有技術(shù)方案，針對同樣的原料和裝置規(guī)模，本發(fā)明技術(shù)方案可降低干氣中c3⁺含量2.62個百分數(shù)。裝置干氣產(chǎn)量以18000nm³/hr來計算，全年降低干氣量：18000×2.71%×0.0008×8400=3278t/a。所降低干氣量全部折算為液化氣，液化氣與燃料氣差價為：4500-2200=2300元/噸，全年增加經(jīng)濟效益：3278×2300/10000=754萬元/年。