專利名稱：：催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法
技術領域：
：本發明涉及石油煉制中的催化裂化系統，特別是涉及催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法。
背景技術：
：催化裂化是主要的煉油裝置之一，它的作用是將重質油輕質化，生產液化氣、汽油和柴油。吸收穩定裝置是催化裂化裝置中的下游分離系統，它將來自催化分餾塔塔頂的原料粗汽油和富氣分離成液化氣和穩定汽油，同時得到副產品干氣。吸收穩定裝置的產品質量和能耗對整個催化裂化裝置的經濟效益有著十分重要的影響。我國20世紀60年代的吸收穩定裝置的吸收/解吸過程是單塔流程，吸收和解吸在一個塔中進行，上段為吸收段，下段為解吸段。該設備簡單，但吸收和解吸是兩個完全相反的過程，在一個塔內比較難做到同時滿足塔頂和塔底的要求，因此，單塔流程的產品質量較差。為解決吸收塔(低溫、高壓)和解吸塔(高溫、低壓)對操作條件要求不同的矛盾，我國在20世紀70年代開始設計雙塔流程，將吸收和解吸過程使用兩個獨立的塔來完成，將吸收和解吸過程使用兩個獨立的塔來完成，解決了吸收和解吸的相互干擾，避免了單塔塔頂貧氣中C3含量高和塔底脫乙垸油中C2含量高的缺點，產品質量有了改善。但是目前國內煉廠催化裂化吸收穩定兔程普遍存在著"干氣不干"的問題，即部分C3+被干氣帶走進入煉廠燃料氣系統，同時導致液化氣收率不高。除此之外，穩定汽油深度穩定程度不夠，也會帶走部分C3、C4組分，同樣會造成液化氣收率降低。雙塔流程解吸塔的進料方式主要有三種(l)冷進料。平衡罐的凝縮油不加熱直接進入解吸塔頂部。優點是吸收塔的氣相負荷小，富氣冷凝的冷卻器負荷也小。缺點是解吸塔負荷大，解吸塔底再沸器負荷也大。(2)熱進料。為減小解吸塔底再沸器的負荷，凝縮油經穩定汽油加熱后再進入解吸塔頂部，同時也利用了穩定汽油的熱能。缺點是吸收塔和解吸塔的負荷增大，吸收效果變差，同時富氣冷凝的冷卻器的負荷也增大了。(3)冷熱雙股進料。在本工藝中，從催化裂化來的富氣經富氣壓縮機升壓，然后經催化裂化富氣空冷器冷卻，冷卻后與來自解吸塔的輕組份解吸氣一起進入富氣水冷器，冷卻到4(TC后進入平衡罐，吸收塔的富吸收油也送入平衡罐，分離出的富氣進入吸收塔，冷凝縮油分為兩股，一股與穩定汽油換熱到80'C后進到解吸塔的中上部，另一股冷進料直接到解吸塔頂部。在吸收穩定裝置中吸收塔頂的貧氣再進入再吸收塔底部，主分餾塔的輕柴油作為吸收劑，在再吸收塔頂得到干氣，底部得到的富吸收油再循環回主分餾塔。解吸塔底的脫乙烷油經穩定汽油換熱后進入穩定塔，穩定塔頂部和底部分別得到產品液化氣和穩定汽油，其中的一部分穩定汽油經換熱后還作為補充吸收劑回到吸收塔頂部，吸收塔中同時送入粗氣油。通過研究，目前煉廠普遍應用的雙塔流程還存在以下幾個方面的問題(l)解吸塔過度解吸，導致吸收塔和解吸塔中大量的C3、Q組分循環，增大了吸收塔和解吸塔的負荷以及過程的能耗。(2)僅將原料粗汽油、富氣分離為干氣、液化氣、穩定汽油產品，造成穩定汽油產品總烯烴含量不易調節。(3)吸收塔吸收效果不理想，干氣中含有大量C3、C4組分，造成液化氣收率降低。(4)穩定塔分離能力不夠，液化氣中C5組分含量高使其質量不合格，穩定汽油收率下降。(5)穩定汽油產品中C4含量高，造成汽油蒸汽壓不合格。
發明內容本發明的目的在于克服已有技術的不足，提供降低了干氣中C3、Q組分的含量，使液化氣的收率得以提高的一種催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法。為了達到上述目的，本發明的催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法包括以下步驟(l)將再吸收塔塔頂的干氣首先經過膨脹機膨脹至出口壓力為200—300kpa，溫度為-38.9—-23.763。C;(2)將所述的膨脹后的干氣與混合了壓縮富氣、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔頂取出的解吸氣的混合物在換熱器內進行換熱，經換熱后溫度為29.074—34.657'C的所述的混合物再進入平衡罐，所述的平衡罐得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部；(3)經所述的步驟(2)換熱后的溫度為24.131—29.715。C干氣再經壓縮機壓縮至原吸收塔的塔頂干氣壓力，一部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口，所述的干氣循環量與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的摩爾體積比為L71.8:1。本發明方法通過對吸收穩定系統工藝流程的改進來解決該系統內部冷源的問題，降低了干氣中C3、C4組分的含量，使液化氣的收率得以提高。干氣通過膨脹機膨脹到較低壓力后，溫度有較大幅度降低，當選用本發明中的出口壓力為200kpa時，干氣溫度可降為-38.9'C。由于干氣量相較于壓縮富氣、解吸氣和富吸收油的混合物的量過小，若直接用干氣和混合物換熱，降溫效果不明顯，故采用干氣循環的辦法，加大干氣的循環量，從而能得到更多的冷量，達到更好的換熱效果。通過本發明的工藝改造，解吸塔底的熱負荷有所增加，還需增加一臺壓縮機和一臺膨脹機。但是通過換熱，吸收塔進料和解吸塔進料溫度都從40'C降低至29t:，吸收效果和解吸效果都有了較大改善，干氣量以及干氣中的C3+含量都降低了，液化氣中的CY含量下降，液化氣量增加了2.5%。附圖是本發明的催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率方法的工藝流程圖。具體實施例方式下面結合附圖和具體實施例對本發明進行詳細描述。本發明首先通過流程模擬，發現解吸塔的解吸效果對解吸塔頂的溫度十分敏感，隨解吸塔頂溫度降低，解吸氣中Cf含量上升，C3+含量下降，解吸效果有明顯好轉。降低解吸塔頂溫度可以通過降低冷進料的方法來實現。但是冷卻水的冷卻能力有限，本發明的特點就在于應用系統內部的干氣實現了冷源的要求。本工藝采用解吸塔冷進料流程。基于上述工作原理如附圖所示的本發明的方法包括以下步驟(l)將再吸收塔塔頂的干氣13首先經過膨脹機17膨脹至出口壓力為200—300kpa,溫度為-38.9—-23.763。C。(2)將所述的膨脹后的干氣13與混合了壓縮富氣5、吸收塔1塔底取出的富吸收油6和解吸塔頂取出的解吸氣7的混合物在換熱器內進行換熱，經換熱后溫度為29.074—34.657t:的所述的混合物再進入平衡罐，所述的平衡罐得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相10作為冷進料進入解吸塔3頂部。(3)經所述的步驟(2)換熱后的溫度為24.131—29.715。C的干氣再經壓縮機壓縮至原吸收塔的塔頂干氣壓力，一部分作為產品13排出系統，剩余部分循環回膨脹機17入口，所述的干氣循環量與壓縮富氣5、富吸收油6和解吸氣7的摩爾體積比為L71.8:1。本發明方法其余設備的連接與操作與傳統工藝相同即在吸收穩定裝置中吸收塔1塔頂的貧氣11再進入再吸收塔2底部，主分餾塔的輕柴油12作為吸收劑，在再吸收塔2塔頂得到干氣13，底部得到的富吸收油14再循環回主分餾塔。解吸塔3塔底的脫乙烷油經穩定汽油16換熱后進入穩定塔4，穩定塔4頂部和底部分別得到產品液化氣15和穩定汽油16,其中的一部分穩定汽油16經換熱后還作為補充吸收劑8回到吸收塔1頂部，吸收塔中同時送入粗汽油9。實施例1以催化加工量為65萬噸/年的煉油廠進行模擬，其壓縮富氣量為14241kg/h，粗汽油流量為23545kg/h。本工藝采用解吸塔冷進料流程。來自于催化裂化主分餾塔的壓縮富氣、富吸收油和解吸塔頂的解吸氣混合后約為62°C。再吸收塔頂的干氣首先經過膨脹機至出口壓力為200kpa，溫度降為-38.9'C，然后再與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的混合物進行換熱，混合物經換熱后為30.2'C，干氣溫度升至25.2°C，再經壓縮機壓縮至壓力為1500kpa，部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口，循環量為1910kmol/h，所述的干氣循環量與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的摩爾體積比為1.7:1。換熱后的混合物再進入平衡罐，得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部。吸收塔頂的貧氣再進入再吸收塔底部，主分餾塔的輕柴油作為吸收劑，在再吸收塔頂得到干氣，底部得到的富吸收油再循環回主分餾塔。解吸塔底的脫乙垸油經穩定汽油換熱后進入穩定塔，穩定塔頂部和底部分別得到產品液化氣和穩定汽油，其中的一部分穩定汽油經換熱后還作為補充吸收劑回到吸收塔頂部。采用本發明方法得到的產品的質量指標為脫乙垸汽油中C2<0.05%(m)，液化氣中C5+<1.0%(v)，穩定汽油中C4-<1.0%(m)，干氣中C3+<3.0%(v)。'將本例實施例1的處理效果與沒有干氣循環制冷的冷進料工藝的處理效果進行比較，工藝比較結果如下表1為本發明的方法和常規冷進料各種工藝指標的比較。表二為本發明的方法和常規冷進料的能耗比較。表l工藝指標的比較<table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>表2能耗的比較(M*kJ/h)<table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>表1為各項工藝指標的比較。從表1中可以看出，通過干氣循環制冷的方法，解吸塔頂的溫度降低了9'C，其效果是干氣中C3+含量降低0.275個百分點，液化氣量增加了2.33%，液化氣中CV含量也下降了0.004個百分點，吸收和解吸效果都有了明顯提高。表2為能耗的比較。從表2中可以看出，干氣循環制冷的方法增加了解吸塔再沸器的熱負荷，而且除了設備的增加，也產生了更多的能耗。吸收塔中間取熱的冷能耗有所降低。本發明雖然在能耗方面有所增加，但是以系統內部原料，即循環干氣解決了冷源問題，達到了增產液化氣以及減少干氣的減排效果。實施例2以催化加工量為65萬噸/年的煉油廠進行模擬，其壓縮富氣量為14241kg/h，粗汽油流量為23545kg/h。本工藝采用解吸塔冷進料流程。來自于催化裂化主分餾塔的壓縮富氣、富吸收油和解吸塔頂的解吸氣混合后約為62°C。再吸收塔頂的干氣首先經過膨脹機至出口壓力為250kpa，溫度降為-30.7'C,然后再與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的混合物進行換熱，混合物經換熱后為32.5",干氣溫度升至27.5。C，再經壓縮機壓縮至壓力為1500kpa，部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口，循環量為2000kmol/h，所述的干氣循環量與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的摩爾體積比為1.76:1。換熱后的混合物再進入平衡罐，得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部。吸收塔頂的貧氣再進入再吸收塔底部，主分餾塔的輕柴油作為吸收劑，在再吸收塔頂得到干氣，底部得到的富吸收油再循環回主分餾塔。解吸塔底的脫乙垸油經穩定汽油換熱后進入穩定塔，穩定塔頂部和底部分別得到產品液化氣和穩定汽油，其中的一部分穩定汽油經換熱后還作為補充吸收劑回到吸收塔頂部。采用本發明方法得到的產品的質量指標為脫乙烷汽油中C2<0.05%(m)，液化氣中C5+<1.0%(v)，穩定汽油中C4-<1.0%(m)，干氣中C3+<3.0%(v)。將本例實施例2的處理效果與沒有干氣循環制冷的冷進料工藝的處理效果進行比較，工藝比較結果如下表1為本發明的方法和常規冷進料各種工藝指標的比較。表二為本發明的方法和常規冷進料的能耗比較。表1工藝指標的比較<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>表1為各項工藝指標的比較。從表1中可以看出，通過干氣循環制冷的方法，解吸塔頂的溫度降低了近7'C，其效果是干氣中C3+含量降低0.222個百分點，液化氣量增加了1.84%，液化氣中C2'含量也下降了0.003個百分點，吸收和解吸效果都有了明顯提高。表2為能耗的比較。從表2中可以看出，干氣循環制冷的方法增加了解吸塔再沸器的熱負荷，而且除了設備的增加，也產生了更多的能耗。吸收塔中間取熱的冷能耗有所降低。本發明雖然在能耗方面有所增加，但是以系統內部原料，即循環干氣解決了冷源問題，達到了增產液化氣以及減少干氣的減排效果。實施例3以催化加工量為65萬噸/年的煉油廠進行模擬，其壓縮富氣量為14241kg/h，粗汽油流量為23545kg/h。本工藝采用解吸塔冷進料流程。來自于催化裂化主分餾塔的壓縮富氣、富吸收油和解吸塔頂的解吸氣混合后約為62'C。再吸收塔頂的干氣首先經過膨脹機至出口壓力為300kpa，溫度降為-23.7'C,然后再與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的混合物進行換熱，混合物經換熱后為34.5'C，干氣溫度升至29.5'C，再經壓縮機壓縮至壓力為1500kpa，部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口，循環量為2024kmol/h，所述的干氣循環量與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的摩爾體積比為1.8:1。換熱后的混合物再進入平衡罐，得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部。吸收塔頂的貧氣再進入再吸收塔底部，主分餾塔的輕柴油作為吸收劑，在再吸收塔頂得到干氣，底部得到的富吸收油再循環回主分餾塔。解吸塔底的脫乙垸油經穩定汽油換熱后進入穩定塔，穩定塔頂部和底部分別得到產品液化氣和穩定汽油，其中的一部分穩定汽油經換熱后還作為補充吸收劑回到吸收塔頂部。采用本發明方法得到的產品的質量指標為脫乙烷汽油中C2<0.05%(m)，液化氣中C5+<1.0%(v),穩定汽油中C4'<1.0%(m)，干氣中C3+<3.0%(v)。將本例實施例2的處理效果與沒有干氣循環制冷的冷進料工藝的處理效果進行比較，工藝比較結果如下表1為本發明的方法和常規冷進料各種工藝指標的比較。表二為本發明的方法和常規冷進料的能耗比較。表l工藝指標的比較<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>表2能耗的比較(M*kJ/h)<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>表1為各項工藝指標的比較。從表1中可以看出，通過干氣循環制冷的方法，解吸塔頂的溫度降低了5。C，其效果是干氣中C3+含量降低0.170個百分點，液化氣量增加了1.34%,液化氣中CV含量也下降了0.002個百分點，吸收和解吸效果都有了明顯提高。表2為能耗的比較。從表2中可以看出，干氣循環制冷的方法增加了解吸塔再沸器的熱負荷，而^L除了設備的增加，也產生了更多的能耗。吸收塔中間取熱的冷能耗有所降低。本發明雖然在能耗方面有所增加，但是以系統內部原料，即循環干氣解決了冷源問題，達到了增產液化氣以及減少干氣的減排效果。權利要求1.催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法，其特征在于它包括以下步驟(1)將再吸收塔塔頂的干氣首先經過膨脹機膨脹至出口壓力為200-300kpa，溫度為-38.9-23.763℃；(2)將所述的膨脹后的干氣與混合了壓縮富氣、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔塔頂取出的解吸氣的混合物在換熱器內進行換熱，經換熱后溫度為29.074-34.657℃的所述的混合物再進入平衡罐，所述的平衡罐得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部；(3)經所述的步驟(2)換熱后的溫度為24.131-29.715℃干氣再經壓縮機壓縮至原吸收塔的塔頂干氣壓力，一部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口，所述的干氣循環量與壓縮富氣、富吸收油和解吸氣的摩爾體積比為1.7～1.8∶1。全文摘要本發明公開了催化裂化裝置下游分離系統提高液化氣收率的方法，它包括以下步驟(1)將再吸收塔塔頂的干氣首先經過膨脹機膨脹；(2)將膨脹后的干氣與混合了壓縮富氣、吸收塔塔底取出的富吸收油和解吸塔頂取出的解吸氣的混合物在換熱器內進行換熱，經換熱后的混合物再進入平衡罐，所述的平衡罐得到的氣相作為進料進入吸收塔底部，液相作為冷進料進入解吸塔頂部；(3)經所述的步驟(2)換熱后的干氣再經壓縮機壓縮至原吸收塔的塔頂干氣壓力，一部分作為產品排出系統，剩余部分循環回膨脹機入口。本發明方法通過對吸收穩定系統工藝流程的改進來解決該系統內部冷源的問題，降低了干氣中C<sub>3</sub>、C<sub>4</sub>組分的含量，使液化氣的收率得以提高。文檔編號C10L3/00GK101602959SQ20091006966公開日2009年12月16日申請日期2009年7月9日優先權日2009年7月9日發明者孫津生,嵐梅,王艷紅,田玉峰,紅高申請人:天津大學