焦化吸收稳定工艺和系统专利检索-吸能器安全与警告系统专利检索查询-专利查询网

焦化吸收稳定工艺和系统

阅读：472发布：2023-02-18

专利汇可以提供焦化吸收稳定工艺和系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种焦化吸收稳定工艺和系统，包括以下内容：焦化富气经压缩、冷却，进入一级吸收反应器与一级吸收剂接触，得到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，富二级吸收剂进入再生反应器进行再生，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解吸塔，塔顶C2组分经冷却后进入凝缩油罐；塔底的脱乙烷油进入隔板精馏塔得到三股物流：塔顶LPG，侧线轻汽油馏分和重汽油馏分，液化气直接出装置，侧线轻汽油馏分一部分与重汽油馏分混合作为产品出装置，另一部分作为补充吸收剂。本发明在保证产品质量同时有效降低整个系统的能耗、提高干气干度并实现汽柴油的清晰切割。，下面是焦化吸收稳定工艺和系统专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种焦化吸收稳定工艺，其特征在于包括以下内容：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，补充一级吸收剂侧线轻汽油馏分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解吸塔，塔顶为C2组分，C2组分经冷却后进入凝缩油罐；解吸塔塔底的脱乙烷油经过加热后进入隔板精馏塔并得到三股物流：塔顶液化气，侧线轻汽油馏分和重汽油馏分，塔顶液化气直接出装置，侧线轻汽油馏分一部分和重汽油馏分混合作为产品出装置，另一部分作为补充吸收剂返回一级吸收反应器；所述的隔板精馏塔总板数为30 120，公共精馏段塔板数为10 50；操作压力为0.8 1.2MPa，塔顶操作温度45 75℃，塔~ ~ ~ ~
底操作温度185 205℃，塔顶液相回流比1 10；隔板精馏塔采用热进料方式，进料温度70℃~ ~ ~
100℃；
隔板精馏塔采用电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔，其结构如下：在塔内中间位置设置一块中间垂直隔板，隔板将塔内空间分隔为4个部分：公共精馏段、隔板左侧进料段、隔板右侧出料段和公共提馏段；所述隔板塔还包括液体分配控制系统和气体分配控制系统；液体分配控制系统包括液体分配器、液体分配电脑控制系统和一、二级集液板，液体分配器安装于隔板和上部公共精馏段之间，隔板两侧分别设置一、二级集液板；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；液体分配器由安装有磁铁的液体导向板和电磁吸铁栅板组成；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；所述的液体导向板位于电磁吸铁栅板上方，液体导向板与隔板在同一平面，导向板顶部距离公共精馏段底部1 200mm；导向板底部距离下方电磁吸铁栅板中心位置的垂直距离为1 200mm；
~ ~
液体导向板由上下两部分组成，液体导向板上部为上半圆形，下部为矩形，液体导向板沿垂直于半圆形直径的半径方向成轴对称，上半圆形直径为0.8 1D，下部矩形长为0.6 0.9D，矩~ ~
形宽为0.2 0.6D，D为隔板精馏塔直径；液体导向板且上半圆形直径处设置转动轴，液体导~
向板沿转动轴进行转动，转动角度为-90°90°，下部矩形板内底端镶嵌固定一矩形磁铁，磁~
铁大小以满足液体导向板灵活转动为准。
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为吸收塔，采用气液逆流吸收形式，塔板数为10 40；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：补充一级吸收剂的馏程为45 140℃，温度~
为40℃ 50℃。
~
5.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。
6.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的补充贫二级吸收剂为焦化分馏塔出来的柴油，馏程为185℃ 365℃，温度为40℃ 50℃。
~ ~
7.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；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，外排吸收剂量以控制再生二级吸收剂的初馏点大于200℃为准。
9.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的解吸塔塔板数为10 50，塔顶操作温~
度为30 60℃，塔底操作温度为80℃ 110℃，操作压力为0.9 1.3MPa。
~ ~ ~
10.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：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1所述的工艺，其特征在于：一级集液板宽度为0.25 0.4D，一级集液~
板与水平方向夹角为-10°0°，将经过液体导向板的液体进行收集同时防止壁流；二级集液~
板宽度为0.25 0.4D，二级集液板与水平方向夹角0°10°；一级集液板和二级集液板相互交~ ~
错布置，集液板一端固定在塔壁或隔板上，集液板安装间距范围为50 500mm；二级集液板底~
部均匀设置若干液体导流管，导流管直径根据液相负荷计算确定，导流管数量为5 100个，~
导流管垂直于隔板且沿径向排列，每个液体导流管底部均匀设置若干液体分散口，分散口直径沿液体流动方向逐级增加，每个导流管下部液体分散口数目根据导流管长度和塔内液相负荷计算确定。
12.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，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；电磁吸铁栅板中心格栅与隔板在同一平面。
~
13.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：气体导向板或液相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。
14.一种采用权利要求1所述的工艺的焦化吸收稳定系统，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、解吸塔、隔板精馏塔、二级吸收反应器、再生反应器、真空泵和换热器；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经管线与解析塔塔顶液相进口连接；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；解吸塔顶部气相出口通过管线与富气冷却器入口连接，解吸塔底部液相出口与换热器冷物流进口连接，换热器冷物流出口经管线与隔板精馏塔进料口连接；隔板精馏塔塔顶设置气相出口，隔板精馏塔隔板右侧出料段设置轻汽油馏分液相出口管线，轻汽油馏分液相出口分两路：一路经管线与一级吸收反应器顶部第一液相进口管线连接，一路经管线与隔板精馏塔塔底液相出口连接，隔板精馏塔塔底液相出口与换热器热物流进口连接，换热器热物流出口与排出管线连接。

说明书全文

焦化吸收稳定工艺和系统

技术领域

[0001] 本发明涉及一种焦化吸收稳定工艺和系统。

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。

[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。

[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。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。

[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。但上述工艺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，以上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。

[0006] 目前我国柴油馏程范围在180℃ 360℃，汽油终馏点为205℃，因此存在柴油中夹~带一定量汽油的问题，由于焦化柴油价值较低，而焦化汽油价值较高，因此低价值的焦化柴油中夹带部分高质量的汽油无疑会造成一定的经济损失。目前焦化装置中柴油是通过分馏塔的侧线采出得到的，粗汽油从分馏塔顶部采出，这种分离流程很难实现汽油和柴油的清晰切割。同时，现有的吸收稳定工艺及系统都设置有补充稳定汽油内循环，为了保证干气的干度，还需要柴油进行再吸收，柴油富吸收油再返回分馏塔中部，利用分馏塔的热量实现柴油与轻烃的分离。由于受分馏塔热平衡的限制，柴油吸收剂的量又不能太大，所以无法通过加大柴油吸收剂量以取消稳定汽油内循环。

发明内容

[0007] 针对现有吸收稳定工艺技术中存在的能耗较高、柴油吸收剂用量无法增加导致干气中C3+组分含量过高以及柴油馏分和汽油馏分重叠的问题，本发明提供一种焦化稳定吸收工艺和系统，本发明在保证产品质量的同时有效降低整个系统的能耗、提高干气干度并实现汽柴油的清晰切割。

[0008] 本发明的焦化吸收稳定工艺，包括以下内容：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（侧线轻汽油馏分）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解吸塔，塔顶为C2组分，C2组分经冷却后进入凝缩油罐；解吸塔塔底的脱乙烷油（脱除C2组分的馏分油）经过加热后进入隔板精馏塔并得到三股物流：塔顶液化气（LPG），侧线轻汽油馏分和重汽油馏分，塔顶液化气直接出装置，侧线轻汽油馏分一部分与重汽油馏分混合作为产品出装置，另一部分作为补充吸收剂返回一级吸收反应器。

[0009] 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。

[0010] 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解吸塔进料；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。
~ ~

[0011] 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。~ ~

[0012] 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℃。

[0013] 本发明工艺中，所述的一级吸收剂为焦化粗汽油，补充一级吸收剂为隔板精馏塔侧线轻汽油馏分。补充一级吸收剂用量以尽可能吸收富气中C3+组分，保证一级吸收反应器的吸收效果为准。

[0014] 本发明工艺中，所述的补充一级吸收剂（侧线轻汽油馏分）用量比常规补充一级吸收剂（稳定汽油）用量减少1% 15%，优选为1% 10%。温度为40℃ 50℃，补充一级吸收剂（侧线~ ~ ~轻汽油馏分）馏程为45 140℃。
~

[0015] 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。
~

[0016] 本发明工艺中，所述的补充贫二级吸收剂为焦化分馏塔出来的柴油，馏程为185℃365℃，温度为40℃ 50℃。
~ ~

[0017] 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。

[0018] 本发明工艺中，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。
~ ~

[0019] 本发明工艺中，所述的经过再生反应器得到的再生二级吸收剂部分外排，外排吸收剂量以控制再生二级吸收剂（再生柴油）的初馏点大于200℃为准，优选为初馏点大于205℃。

[0020] 本发明工艺中，所述的解析塔塔板数为10 50，优选为10 40；塔顶操作温度为30℃~ ~60℃，优选为30℃ 50℃；塔底操作温度为80℃ 110℃，优选为90℃ 110℃；操作压力为0.9~ ~ ~ ~
1.3MPa，优选为0.9 1.1MPa。
~ ~

[0021] 本发明工艺中，所述的隔板精馏塔总板数为30 120，优选塔板数为30 100层塔板，~ ~公共精馏段塔板数为10 50，优选为10 30层塔板；隔板段塔板数优选为20 60层塔板，优选~ ~ ~
为20 50层塔板；公共提馏段塔板数优选为10 40层塔板。操作压力优选为0.8 1.2MPa，更优~ ~ ~
选为0.9 1.1MPa。塔顶操作温度45℃ 75℃。塔底操作温度185℃ 205℃。塔顶液相回流比1~ ~ ~ ~
10，优选为2 5。隔板精馏塔采用热进料方式，进料温度70℃ 100℃。
~ ~

[0022] 本发明工艺中，所述隔板精馏塔实现脱乙烷油的清晰切割并得到三股物流：一是塔底液化气（LPG）；二是侧线轻汽油馏分，其馏程为44℃~150℃，即C5~C8组分；三是塔底重汽油馏分，其馏程为150℃~205℃，即C8+组分。

[0023] 本发明工艺中，隔板精馏塔可采用常规隔板精馏塔，优选电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔，其结构如下：在塔内中间位置设置一块中间垂直隔板，隔板将塔内空间分隔为4个部分：公共精馏段（隔板上部）、隔板左侧进料段、隔板右侧出料段和公共提馏段（隔板下部）；所述隔板塔还包括液体分配控制系统和气体分配控制系统；液体分配控制系统包括液体分配器、液体分配电脑控制系统和一、二级集液板，液体分配器安装于隔板和上部公共精馏段之间，隔板两侧分别设置一、二级集液板；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；液体分配器由安装有磁铁的液体导向板和电磁吸铁栅板组成；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。

[0024] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，所述的液体导向板位于电磁吸铁栅板上方，液体导向板与隔板在同一平面，导向板顶部距离公共精馏段底部1 200mm，优~选10 50mm；导向板底部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；液体导向板由上下两部分组成，液体导向板上部为上半圆形，下部为矩形，液体导向板沿垂直于半圆形直径的半径方向成轴对称，上半圆形直径为0.8 1D，优选0.85 0.95D，下~ ~
部矩形长为0.6 0.9D，优选为0.6 0.8D，矩形宽为0.2 0.6D，优选为0.3 0.5D，D为塔直径；
~ ~ ~ ~
液体导向板且上半圆形直径处设置转动轴，液体导向板沿转动轴进行转动，转动角度为-
90°90°，优选-45°45°，下部矩形板内底端镶嵌固定一矩形磁铁，磁铁大小以满足液体导~ ~
向板灵活转动为准。

[0025] 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。
~ ~

[0026] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，液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。

[0027] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，多组分混合物分离过程的液体分配的控制方式有以下两种：

[0028] 一、根据工艺要求在电脑控制系统中设定系统所需液体分配比，由液体分配电脑控制系统控制液体分配器中的液体导向板旋转角度；

[0029] 二、将塔顶流出的轻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，在塔外对塔顶流出的轻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液体导向板的转动角度，实现液体分配的自动控制。例如：三组分（A/B/C）混合物分离，其中分子量大小A

[0030] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，一级集液板宽度为0.25 0.4D，~优选0.25 0.3D，一级集液板与水平方向夹角为-10°0°，优选-5°-2°，将经过液体导向板~ ~ ~
的液体进行收集同时防止壁流；二级集液板宽度为0.25 0.4D，优选0.25 0.3D，二级集液板~ ~
与水平方向夹角0°10°，优选2°5°；一级集液板和二级集液板相互交错布置，集液板一端~ ~
固定在塔壁或隔板上，可根据气相负荷调整集液板安装间距，间距范围为50 500mm，优选为~
50 200mm。
~

[0031] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，二级集液板底部均匀设置若干液体导流管，导流管直径根据液相负荷计算确定，导流管数量为5 100个，优选为5 50个，导~ ~流管垂直于隔板且沿径向排列，每个液体导流管底部均匀设置若干液体分散口，分散口直径沿液体流动方向逐级增加，每个导流管下部液体分散口数目根据导流管长度和塔内液相负荷计算确定。

[0032] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，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。
~ ~

[0033] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中中，气体分配器中电磁吸铁栅板和液体分配器中电磁吸铁栅板设计结构相同，电磁吸铁栅板中心格栅与隔板在同一平面。

[0034] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中中，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。

[0035] 所述的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔中，多组分混合物分离过程的气体分配控制方式有以下两种：

[0036] 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；

[0037] 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

[0038] 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、解吸塔、隔板精馏塔、二级吸收反应器、再生反应器、真空泵和换热器；

[0039] 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经管线与解析塔塔顶液相进口连接；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；解吸塔顶部气相出口通过管线与富气冷却器入口连接，解吸塔底部液相出口与换热器冷物流进口连接，换热器冷物流出口经管线与隔板精馏塔进料口连接；隔板精馏塔塔顶设置气相出口，隔板精馏塔隔板右侧出料段设置轻汽油馏分液相出口管线，轻汽油馏分液相出口分两路：一路经管线与一级吸收反应器顶部第一液相进口管线连接，一路经管线与隔板精馏塔塔底液相出口连接，隔板精馏塔塔底液相出口与换热器热物流进口连接，换热器热物流出口与排出管线连接。

[0040] 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：

[0041] （1）取消产品稳定汽油循环作为吸收剂，根据相似相溶原理，分子量以及极性接近的物料之间溶解度越大，因此，补充一级吸收剂采用C5 C8轻汽油馏分，减少了吸收剂的循~环量，降低了吸收塔、解吸塔、换热器和机泵的负荷，实现节能。一级吸收反应器、解吸塔、凝缩油罐等设备不需要进行整改；将稳定塔改为隔板精馏塔，可以提高吸收稳定系统的处理能力，投资少，效益显著。

[0042] （2）采用超重力旋转床作为吸收稳定系统的吸收设备，超重力吸收设备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，大大提高了柴油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。建立了专有再吸收循环系统，取消了原吸收稳定系统的补充稳定汽油吸收剂这一内循环，使得系统的能耗大幅降低，并且使得气产品中液化气夹带率降低到1%(v)以下，大大提高了装置的经济效益，另外对于老装置而言，还可以大幅提高装置处理能力。

[0043] （3）本发明巧妙的利用超重旋转床的脱挥功能，去除了柴油中的汽油馏分，实现了柴油和汽油的清晰切割，达到了增产汽油的目的，显著增加了装置经济效益。而且以超重力旋转床作为吸收设备，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。

[0044] （4）本发明采用电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔，其中的气液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

[0045] 图1是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔结构示意图。

[0046] 图2是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔的电磁吸铁栅板结构示意图。

[0047] 图3是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔的液体导向板结构示意图。

[0048] 图4是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔的气体导向板结构示意图。

[0049] 图5是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔的隔板两侧一、二级液体集液板结构侧视示意图。

[0050] 图6是本发明的电磁式气液分配控制方式的隔板精馏塔的二级液体集液板底部液体分散口结构仰视示意图。

[0051] 图7是本发明的吸收稳定工艺流程示意图

[0052] 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-公共精馏段，7-液体导向板，8-液体导向板下部磁铁，9-液体电磁吸铁条栅板，10-液体分配电脑控制系统，11-一级集液板，12-二级集液板，13-液体分散口，14-原料，15-气体导向板，16-气体导向板磁铁，17-气体分配电脑控制系统，18-气体电磁吸铁栅板，19-公共提馏段，
20-塔底采出液，21-塔底产品，22-塔底再沸器，23-塔底再沸气，24-中间产品，25-液体分配控制信号，26-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，9-电磁吸铁条； 301-液体导向板，302-液体导向板转动轴，303-磁铁； 401-气体导向板，402-气体导向板转动轴，403-磁铁； 501-隔板，502-二级集液板，503-一级集液板，504-塔壁，505-液体分散口。701焦化粗汽油，702 吸收塔（一级吸收反应器），703焦化富气，704凝缩油罐顶气，705吸收塔（一级吸收反应器）底油，706 C2组分，707富气冷却器，708 中间冷却器，709凝缩油罐，710凝缩油，711解吸塔，712脱乙烷油，713出装置汽油，714液化气，715半贫气（一级吸收后气相），716二级吸收反应器，717干气，718富二级吸收剂，719再生二级吸收剂，720再生反应器，721再生气，722补充新鲜二级吸收剂，723真空泵，724富气压缩机，
725隔板精馏塔，726富二级吸收剂加热器，727再生二级吸收剂冷却器，728外排二级吸收剂，729出装置轻汽油馏分，730补充一级吸收剂，731 侧线轻汽油馏分，732重汽油馏分，733 进出料换热器。

具体实施方式

[0053] 下面对本发明工艺和系统做进一步详细说明。

[0054] 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703经过富气压缩机724和富气冷却器707压缩冷却后进入凝缩油罐709，凝缩油罐顶气704进入一级吸收反应器702底部，补充一级吸收剂730进入一级吸收反应器顶部第1层塔板，一级吸收剂701进入一级吸收反应器第4层塔板，气液逆流接触，吸收后富一级吸收剂705进入凝缩油罐，吸收后半贫气715进入二级吸收反应器716，经过贫二级吸收剂吸收后变为干气717出装置；贫二级吸收剂变为富二级吸收剂718，富二级吸收剂718经过富二级吸收剂加热器726后进入再生反应器720再生，再生气经过真空泵723返回富气压缩机724入口，再生二级吸收剂分为两部分，一部分吸收剂728外排，另一部分吸收剂719经过贫二级吸收剂冷却器727冷却后和补充新鲜二级吸收剂722混合作为二级吸收反应器吸收剂循环使用。凝缩油710进入解析塔711顶部，解吸塔顶C2组分706经富气冷却器707后进入凝缩油罐709。解吸塔塔底脱乙烷油712经进出料换热器733后进入隔板精馏塔725进料段，隔板精馏塔塔顶液化气714出装置，隔板精馏塔隔板右侧轻汽油馏分731分为两部分，一部分轻汽油729和隔板精馏塔塔底重汽油732混合作为产品稳定汽油经过进出料换热器733后出装置，一部分作为补充一级吸收剂
730返回一级吸收反应器702循环使用。

[0055] 其中隔板精馏塔具体操作方式为：原料14（脱乙烷油712）进入隔板精馏塔（725）进料侧预分离段，进行初步分离，轻组分上升、重组分下降。轻组分（液化气组分）和中间组分（C5 C8馏分）在公共精馏段6进行进一步分离，塔顶轻组分经塔顶冷却器4（液化气冷却器）~进入塔顶分液罐3（液化气缓冲罐），分离后液相分两部分，一部分作为塔顶产品出料1，一部分经塔顶回流泵2作为回流液体返回塔顶。液相在重力场作用下逐板下降，液体被液体导向板7进行导向分割，分流后液体分别进入隔板两侧的一级液体集液板11和二级集液板12。液体分配控制信号（液化气714中C5浓度）25传递给液体分配电脑控制系统10，电脑控制系统
10控制液体导向板的旋转角度，在液体导向板下部磁铁8和液体电磁吸铁条栅板9的相互作用下实现液体导向板的旋转和液体分配。液体经过两级集液板（11和12）收集、液体导流管分散后分别进入隔板两侧塔段进行分离，分离后中间产品24（侧线轻汽油馏分731）离开隔板精馏塔并分为两路，一路作为补充一级吸收剂730返回一级吸收反应器，一部分中间产品（轻汽油729）和隔板精馏塔塔底重汽油732混合作为产品稳定汽油经过进出料换热器733后出装置。塔底再沸器22产生的塔底再沸气23进入公共提馏段19，气相逐板上升，液相逐板下降。气相经气体导向板15进行分配后分别进入隔板两侧，通过气体分配电脑控制系统17控制栅板上不同位置吸铁条和气体导向板磁铁16进行相互作用，控制气体分配。气体分配控制信号26为塔底产品21（重汽油馏分732）中C4组分浓度。塔底采出液20一部分经再沸器22加热后返回塔内，一部分作为塔底产品21（重汽油馏分732）出装置。

[0056] 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。

[0057] 比较例

[0058] 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））。

[0059] 实施例1

[0060] 如图7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、吸收塔（一级吸收反应器）运行参数不作调整。不同之处在于将稳定塔改为隔板精馏塔（气相不设置分配控制），侧线轻汽油产品作为补充一级吸收剂使用，即回流轻汽油(9t/h)。解吸收塔顶温度46℃，塔底101℃；隔板精馏塔塔顶温度46℃，塔底193℃。二级吸收反应器温度45℃，压力1.05MPa，柴油流量25t/h。柴油再生器温度75℃，压力20KPa。

[0061] 实施例2

[0062] 如图7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、吸收塔运行参数不作调整。不同之处在于将稳定塔改为隔板精馏塔，侧线轻汽油产品作为补充一级吸收剂使用，即回流轻汽油(8t/h)。解吸收塔顶温度44℃，塔底98℃；隔板精馏塔塔顶温度45℃，塔底185℃。
二级吸收反应器温度45℃，压力1.05MPa，柴油流量23t/h。柴油再生器温度75℃，压力
20KPa。

[0063] 表1 实施例和比较例运行结果。

[0064]

[0065] 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；且提高了干气干度，液化气增产0.4t/h。柴油和汽油之间实现清晰切割，增产汽油0.5 t/h。采用轻汽油回流代替传统稳定汽油回流的方法，强化了汽油吸收效果，减少补充吸收剂用量，进而降低解吸塔和后续隔板精馏塔的操作负荷，降低了系统能耗。

标题	发布/更新时间	阅读量
智能家居吸尘器	2020-05-12	466
多功能吸收器	2020-05-12	41
一种轴体吸能器	2020-05-13	888
摩擦能吸收器	2020-05-13	583
能量吸收器	2020-05-11	240
能量吸收器	2020-05-11	901
能量吸收器	2020-05-12	297
智能吸尘器	2020-05-11	872
捕液吸能器	2020-05-11	772
智能吸尘器	2020-05-11	483

焦化吸收稳定工艺和系统

焦化吸收稳定工艺和系统

技术领域

背景技术

发明内容

具体实施方式

该功能需要专业版企业版VIP权限，您可以：