技术领域
[0001] 本
发明涉及一种焦化吸收稳定工艺和装置。
背景技术
[0002] 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
分馏塔的富气和粗汽油分离为干气、液化气和焦化稳定汽油。
[0003] 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 年代焦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。迄今双塔流程在吸收稳定装置中已经占据主导地位。
[0004] 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。富气经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。粗汽油经解吸塔和稳定塔后生产液化气和焦化稳定汽油。液化气可用作燃料和后续气分装置的原料生产化工产品；稳定汽油则一部分回流作为富气吸收剂使用，一部分作为汽油加氢的原料生产清洁燃料。
[0005] 研究者对吸收稳定系统的节能工艺进行了深入研究。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，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
[0006] 针对现有吸收稳定工艺中存在的能耗较高问题，本发明提供了一种焦化吸收稳定工艺和装置，实现解析塔和稳定塔的热量耦合，保证产品
质量，有效降低整个装置的能耗。
[0007] 本发明的吸收稳定工艺，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（吸收塔）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（新鲜柴油）吸收后变为干气，贫二级吸收剂变为富二级吸收剂并出装置再生；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组分和液化气组分，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。
[0008] 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。
[0009] 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。
[0010] 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。~ ~
[0011] 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。
~
[0012] 本发明工艺中，所述的二级吸收反应器为本领域常规的再吸收塔，采用气液逆流吸收形式，塔板数为10 40，优选为10 30。~ ~
[0013] 本发明工艺中，所述的二级吸收反应器操作条件温度为30～50℃，液气比（二级吸收剂与半贫气体积比）为5～40，优选为5～30；操作压力为1.0 1.5MPa，优选为1.0 1.4MPa。~ ~
[0014] 本发明工艺中，所述的二级吸收剂为来自焦化分馏塔的焦化柴油，焦化柴油温度为30 60℃，优选为30 50℃，馏程为185 355℃。~ ~ ~
[0015] 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。
[0016] 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℃。~ ~ ~
[0017] 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。
[0018] 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℃。
~ ~
[0019] 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。
[0020] 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。
[0021] 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。
~ ~
[0022] 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。
~ ~
[0023] 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。
[0024] 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：
[0025] 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；
[0026] 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
[0027] 本发明同时还提供一种焦化吸收稳定装置，所述焦化吸收稳定装置主要包括：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、二级吸收反应器和液化气缓冲罐。
[0028] 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设有液相排出口；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。
[0029] 本发明焦化吸收稳定工艺和装置与
现有技术相比，具有如下优点：
[0030] （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。
[0031] （2）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。
附图说明
[0032] 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。
[0033] 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。
[0034] 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。
[0035] 图4为本发明的焦化吸收稳定工艺流程示意图。
[0036] 其中图1：1-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焦化富气，402凝缩油罐顶气，403粗汽油，404富一级吸收剂，405半贫气，406二级吸收剂，407干气，408富二级吸收剂，409冷却后C2组分，410凝缩油，411稳定汽油，412液化气组分，413冷却后液化气，414回流液化气，415出装置液化气，416出装置稳定汽油，417-补充一级吸收剂
[0037] 其中：A-一级吸收反应器，B-二级吸收反应器，C-上隔板精馏塔，D-液化气缓冲罐，E-凝缩油罐，F-液化气冷却器，G-C2冷却器，H-富气压缩机，I-富气冷却器，J-热进料加热器，K-
中间冷却器。
具体实施方式
[0038] 下面结合附图及
实施例对本发明工艺及装置进行详细说明。
[0039] 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401经过压缩机H和富气冷却器I压缩冷却后进入凝缩油罐E，凝缩油罐顶气402进入一级吸收反应器A底部，补充一级吸收剂417进入一级吸收反应器顶部第1层塔板，一级吸收剂403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404进入凝缩油罐，吸收后半贫气405进入二级吸收反应器B，经过贫二级吸收剂406吸收后变为干气407；贫二级吸收剂变为富二级吸收剂408，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C。上隔板精馏塔塔顶隔板左侧气相C2组分经过C2冷却器G冷却为409，409经富气冷却器I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412经液化气冷却器F后进入液化气缓冲罐D，一部分作为回流液化气414返回上隔板精馏塔隔板右侧塔顶，一部分液化气415出装置；塔底稳定汽油411分为两部分，一部分作为产品稳定汽油416出装置，一部分作为补充一级吸收剂417返回一级吸收反应器A循环使用。
[0040] 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G和富气冷却器I进入凝缩油罐E；6上隔板精馏塔塔顶产品2（液化气组分412）经塔顶冷却器4（液化气冷却器F）进入塔顶分液罐3（液化气缓冲罐D）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415），一部分经塔顶回流泵2作为回流液5（回流液化气414）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411）。
[0041] 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。
[0042] 比较例
[0043] 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））。
[0044] 实施例1
[0045] 如图4所示，以新型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耦合为一个上隔板精馏塔（气相不进行分配控制），隔板左侧C2组分冷凝后返回凝缩油罐，隔板右侧液化气组分出装置，隔板塔底稳定汽油部分回流作为补充吸收剂使用，回流汽油(11t/h)。吸收塔和柴油再吸收塔运行参数不作调整；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℃。
[0046] 实施例2
[0047] 如图4所示，以新型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耦合为一个上隔板精馏塔（电磁式气相分配控制方式），隔板左侧C2组分返回凝缩油罐，隔板右侧液化气组分出装置，隔板塔底稳定汽油部分回流作为补充吸收剂使用，回流汽油(11t/h)。吸收塔和柴油再吸收塔运行参数不作调整；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℃。
[0048] 表1 实施例和比较例运行结果
[0049]
[0050] 从以上比较实例可以看出：新的吸收稳定工艺和传统四塔工艺相比，产品液化气、干气和稳定汽油的各项指标均能达到控制要求；把解吸塔和稳定塔耦合为一台隔板精馏塔，改四塔流程为三塔流程，极大地减少了设备的一次性投资，降低塔底蒸汽消耗，系统能耗减少10%以上。
