一種含汽油混合物的分離方法

專利名稱：一種含汽油混合物的分離方法
技術(shù)領域：
本發(fā)明涉及一種混合烴類的分離方法，更確切的說是涉及含汽油混合物的分離方法。
背景技術(shù)：
近年來國際油價持續(xù)攀升，而我國經(jīng)濟發(fā)展對高價值的石油產(chǎn)品需求不斷增加， 目前市場對石油產(chǎn)品不斷輕質(zhì)化、優(yōu)質(zhì)化和清潔化的要求與原油供應日益重質(zhì)化、劣質(zhì)化的矛盾加劇。因此，開發(fā)重油高效轉(zhuǎn)化、增加輕質(zhì)油收率的技術(shù)仍將是我國21世紀煉油行業(yè)的重大發(fā)展戰(zhàn)略。目前，我國煉油企業(yè)輕質(zhì)油收率平均為74%，而國外先進水平在80% 以上，仍有很大的提高空間。催化裂化技術(shù)是將劣質(zhì)重油轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油最有效的技術(shù)之一。在常規(guī)的催化裂化工藝和催化劑的開發(fā)方向上，仍然繼續(xù)沿著增加重油單程轉(zhuǎn)化能力為開發(fā)目標。但對于加工劣質(zhì)原料而言，只通過調(diào)整催化劑組成和工藝參數(shù)來增加重油轉(zhuǎn)化能力往往會伴隨著干氣和焦炭產(chǎn)率的明顯增加，這樣無疑將會降低原料的輕質(zhì)油收率。CN1425055A公開了一種流化催化裂化方法，該方法包括(A)在催化裂化條件下， 將FCC進料與催化裂化催化劑在第一催化裂化段接觸，生成裂化產(chǎn)物；(B)從裂化產(chǎn)物中分離出至少一種循環(huán)油餾分，所述循環(huán)油餾分包括芳烴；(C)在加氫條件下，將至少一部分所述循環(huán)油餾分中的至少一種所述芳烴餾分在加氫催化劑存在下進行氫化處理，生成氫化循環(huán)油；和(D)在第二流化催化裂化段中，將所述氫化循環(huán)油與催化裂化催化劑在催化裂化條件下進行接觸，生成第二裂化產(chǎn)物，所述第二流化催化裂化段與所述第一流化催化裂化段分開，第二流化催化裂化段的催化劑包括一種表面積約從5到400m2/g的無定形金屬氧化物催化劑。CN101531924A公開了一種從劣質(zhì)原料油制取輕質(zhì)燃料油和丙烯的方法，該方法將劣質(zhì)原料油依次進入催化轉(zhuǎn)化反應器的第一、二反應區(qū)與催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸分別發(fā)生一次反應、二次反應，反應產(chǎn)物和待生催化劑經(jīng)氣固分離后，待生催化劑依次經(jīng)汽提、燒焦再后返回反應器循環(huán)使用；反應產(chǎn)物經(jīng)分離得到丙烯、汽油、重油及其它產(chǎn)品，其中所述重油與氫氣、加氫處理催化劑接觸反應，所得加氫重油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應器的第一反應區(qū)或/ 和其它催化轉(zhuǎn)化裝置進一步反應得到目的產(chǎn)物丙烯和汽油。該方法中劣質(zhì)原料油經(jīng)緩和催化轉(zhuǎn)化后，所得重油經(jīng)加氫后性質(zhì)明顯改善，從而輕質(zhì)油明顯增加，干氣明顯減少，油漿產(chǎn)率明顯降低，實現(xiàn)了石油資源高效利用。然而緩和催化裂化與常規(guī)催化裂化都存在著汽油產(chǎn)品烯烴含量高的問題，同時原料的日益劣質(zhì)化也使得汽油硫含量偏高，已不能滿足不斷更新的車用燃料標準。由于我國車用汽油中主要組分為催化裂化汽油，因此降低催化裂化汽油的烯烴含量和硫含量成為關鍵。從開發(fā)的一系列降低催化裂化汽油烯烴和硫含量技術(shù)看，將催化汽油分為輕、重汽油， 含輕汽油和液化氣的混合物去醚化或者去催化裂化裝置回煉，重汽油去脫硫。脫硫后的重汽油再與含輕汽油和液化氣的混合物或高辛烷值汽油調(diào)合出合格的汽油產(chǎn)品成為被多數(shù)人認可的一項生產(chǎn)清潔汽油的技術(shù)方案。為此，常規(guī)催化裂化分餾吸收穩(wěn)定系統(tǒng)需要將汽油全餾分切割為輕重汽油組分為后續(xù)單元提供原料。CN1542085A公開了一種催化裂化汽油的分離方法，其中催化裂化得到的反應油氣經(jīng)主分餾、吸收、脫吸、穩(wěn)定部分得到穩(wěn)定汽油，在催化裂化系統(tǒng)裝置中再增設汽油分離部分，得到的穩(wěn)定汽油經(jīng)過汽油分離部分分離出含輕汽油和液化氣的混合物和重汽油產(chǎn)品， 其中催化裂化主分餾部分的中段回流為汽油分離部分中的塔底提供熱源，同時催化裂化的吸收部分采用穩(wěn)定汽油分餾后的重汽油作為補充吸收劑。然而，該方法存在能耗偏高的問題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種新的含汽油混合物的分離方法。本發(fā)明提供的含汽油混合物的分離方法，該方法包括以下步驟(1)將該含汽油混合物加熱后進行解吸，以分離出該含汽油混合物中沸點低于液化氣的輕組分干氣，得到液態(tài)的重組分；(2)將液態(tài)的重組分A加熱后與含汽油混合物混合并進行上述步驟(1)的解吸，將液態(tài)的重組分B分離為含輕汽油和液化氣的混合物以及重汽油，其中，所述液態(tài)的重組分A 為步驟(1)所得液態(tài)的重組分的一部分，所述液態(tài)的重組分B為步驟(1)所得液態(tài)的重組分的剩余部分；(3)將所得含輕汽油和液化氣的混合物加熱后分離為液化氣和穩(wěn)定輕汽油；(4)將穩(wěn)定輕汽油A加熱后與含輕汽油和液化氣的混合物混合并進行上述步驟 (3)的操作，所述穩(wěn)定輕汽油A為步驟C3)所得穩(wěn)定輕汽油的一部分；其中，對所述含輕汽油和液化氣的混合物的加熱通過將所述含輕汽油和液化氣的混合物與穩(wěn)定輕汽油B熱交換來實現(xiàn)，所述穩(wěn)定輕汽油B為步驟C3)所得穩(wěn)定輕汽油的剩余部分；對所述液態(tài)的重組分A的加熱以及對含汽油混合物的加熱通過將所述重汽油依次與所述液態(tài)的重組分A以及所述含汽油混合物熱交換來實現(xiàn)。本發(fā)明提供的含汽油混合物的分離方法通過使解吸得到的液態(tài)的重組分先分離為含輕汽油和液化氣的混合物和重汽油，再進行汽油穩(wěn)定操作，使得僅需對含輕汽油和液化氣的混合物組分進行穩(wěn)定，從而大大降低了穩(wěn)定塔的負荷。另外，通過合理的流程設置， 使得所述含輕汽油和液化氣的混合物的加熱通過所述含輕汽油和液化氣的混合物與所述穩(wěn)定輕汽油B熱交換來實現(xiàn)，對所述液態(tài)的重組分A的加熱以及對含汽油混合物的加熱通過將所述重汽油依次與該所述液態(tài)的重組分A和所述含汽油混合物熱交換來實現(xiàn)，從而在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下大大降低了整個工藝的能耗。


圖1為本發(fā)明的含汽油混合物的分離方法的工藝流程圖；圖2為現(xiàn)有含汽油混合物的分離方法的工藝流程圖。
具體實施例方式本發(fā)明中，所述輕、重汽油的切割點為60_150°C，優(yōu)選為70-130°C，對應的重汽油在整個汽油餾程中的含量為20-90重量％，優(yōu)選為30-80重量％。本發(fā)明中，僅僅出于方便描述的目的，引入液態(tài)的重組分A、液態(tài)的重組分B、穩(wěn)定輕汽油A和穩(wěn)定輕汽油B的概念，而并不表示液態(tài)的重組分A與液態(tài)的重組分B之間以及穩(wěn)定輕汽油A和穩(wěn)定輕汽油B之間有區(qū)別，更不表示需要預先將步驟(1)得到的液態(tài)的重組分分離為液態(tài)的重組分A和液態(tài)的重組分B或者需要預先將步驟C3)得到的穩(wěn)定的輕汽油分離為穩(wěn)定輕汽油A和穩(wěn)定輕汽油B。根據(jù)本發(fā)明的含汽油混合物的分離方法，所述含汽油和液化氣的混合物與所述穩(wěn)定輕汽油B的熱交換只要滿足穩(wěn)定操作的需要即可，優(yōu)選情況，所述含汽油和液化氣的混合物與所述穩(wěn)定輕汽油B的熱交換使得與所述穩(wěn)定輕汽油B熱交換后的所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度為60-150°C，進一步優(yōu)選為90-140°C。優(yōu)選情況下，可以通過控制所述穩(wěn)定輕汽油B與所述含輕汽油和液化氣的混合物的重量比為0.1-0. 9 1，所述穩(wěn)定輕汽油B的溫度與所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度之間的差值為10-100°C來實現(xiàn)上述換熱后的所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度。進一步優(yōu)選情況下，控制所述穩(wěn)定輕汽油B與所述含輕汽油和液化氣的混合物的重量比為0.2-0. 8 1，所述穩(wěn)定輕汽油B與所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度差為10-80°C。本發(fā)明中，當步驟( 中含輕汽油和液化氣的混合物以及重汽油之間的分離在汽油分離塔中進行，步驟C3)在穩(wěn)定塔中進行時，除非特別說明，所述穩(wěn)定輕汽油B的溫度與所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度差為穩(wěn)定塔的塔底溫度與汽油分離塔的進料溫度之差。根據(jù)本發(fā)明，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A熱交換的程度以滿足該液態(tài)的重組分A返回與所述含汽油混合物混合進行步驟(1)的分離為準。優(yōu)選情況下，與所述重汽油熱交換后的所述液態(tài)的重組分A的溫度為30-150°C，更優(yōu)選為50-120°C。進一步優(yōu)選情況下，通過控制所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比為0. 1-1 1，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的溫度差為20-200°C來實現(xiàn)上述熱交換程度。更進一步優(yōu)選情況下，通過控制所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比為0.3-0. 7 1，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的溫度差為50-180°C來實現(xiàn)上述熱交換程度。本發(fā)明中，當所述解吸在解吸塔中進行且所述步驟O)中含輕汽油和液化氣的混合物以及重汽油之間的分離在汽油分離塔中進行時，除非特別說明，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的溫度差為汽油分離塔的塔底溫度與解吸塔的塔底溫度之差。本發(fā)明中，所述液態(tài)的重組分A與所述液態(tài)的重組分B的重量比為0.5-3 1，進一步優(yōu)選為0.8-2 1。根據(jù)本發(fā)明，所述重汽油與所述含汽油混合物熱交換的程度以滿足所述含汽油混合物能夠進行步驟(1)所述解吸為準。優(yōu)選情況下，與所述重汽油熱交換后的所述含汽油混合物的溫度為30-150°C，更優(yōu)選為50-100°C。進一步優(yōu)選情況下，通過控制所述重汽油與所述含汽油混合物的重量比為0.2-0. 9 1，所述重汽油與所述含汽油混合物的溫度差為50-230°C來實現(xiàn)上述熱交換程度。更進一步優(yōu)選情況下，通過控制所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比為0.3-0. 8 1，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的溫度差為 80-200°C來實現(xiàn)上述熱交換程度。本發(fā)明中，除非特別說明，所述重汽油與所述含汽油混合物的溫度差為進入熱交換器進行熱交換之前所述重汽油的溫度與所述含汽油混合物的溫度之差。
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本發(fā)明提供的方法通過將來自汽油分離塔塔底的重汽油先作為解吸塔塔底再沸器熱源，再去預熱解吸塔進料，之后再冷卻降溫如降至40°C左右。分離液化氣和輕汽油的穩(wěn)定塔塔底物流即穩(wěn)定輕汽油B則先預熱穩(wěn)定塔進料，之后再冷卻降溫如降至40°C左右。從而在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下大大降低了整個工藝的能耗。通常情況下，烴油催化裂化得到的產(chǎn)物被送入催化裂化主分餾塔中，按照沸點高低進行切割分離，得到富氣、粗汽油餾分、輕柴油餾分、重柴油餾分、回煉油餾分和油漿。其中，所述富氣是指常溫常壓下即為氣態(tài)的氣體物質(zhì)，主要包括干氣(H2、N2、CO、CO2, H2S, Cl 及C2烴類等)、液化氣(C3-C4烴類)。所述粗汽油餾分是指常壓下餾程為25-205°C的餾分油。所述輕柴油餾分是指常壓下餾程為180-360°C的餾分油。所述重柴油餾分是指常壓下餾程為250-420°C的餾分油。所述回煉油餾分是指常壓下餾程為^0-500°C的餾分油。所述油漿是指常壓下餾程為260-60(TC的餾分油。所述富氣主要包括干氣、液化氣和汽油組分，因此需要進一步分離，才能得到符合質(zhì)量要求的液化氣，并且通過分離還能將其中價值更高的汽油組分分離出來。本發(fā)明中，所述含汽油混合物可以是各種含有汽油以及干氣和/或液化氣的混合物，例如可以為催化裂化得到的塔頂油氣即上述富氣壓縮并冷凝后進行氣液分離得到的凝縮油，也可以是其他來源的各種含汽油混合物。優(yōu)選所述含汽油混合物為上述富氣壓縮并冷凝后進行氣液分離得到的凝縮油，即所述含汽油混合物含有液化氣、含輕汽油和液化氣的混合物和重汽油，以所述含汽油混合物的總量為基準，所述液化氣的含量為10-60重量％，所述含輕汽油和液化氣的混合物的含量為10-70重量％，所述重汽油的含量為20-80 重量％。如圖1所示，將催化裂化得到的塔頂油氣壓縮并冷凝后進行氣液分離，一般得到水相、凝縮油和頂部氣體，所述冷凝的溫度可以為20_50°C。所述頂部氣體為催化裂化過程中的干氣。所述凝縮油的餾程一般為20-210°C。由于上述頂部氣體中仍可能含有少量的液化氣或汽油等組分，因此，通常情況下，還利用上述粗汽油餾分作為吸收劑與上述頂部氣體進行一次或多次逆流接觸，以吸收其中的液化氣和輕汽油餾分。此時，優(yōu)選情況下，本發(fā)明提供的方法還包括將依次與所述液態(tài)的重組分A和所述含汽油混合物熱交換后的冷卻的重汽油和/或冷卻后的穩(wěn)定輕汽油B中的至少一部分作為補充吸收劑與所述頂部氣體進行逆流接觸，以吸收頂部氣體中的液化氣組分。通過使用重汽油作為補充吸收劑與粗汽油餾分一起與上述頂部氣體接觸，以吸收頂部氣體中的烴油，可以大大減少補充吸收劑的用量， 從而能夠降低整個催化裂化產(chǎn)物分離工藝路線的能耗。而是用穩(wěn)定的輕汽油作為補充吸收劑，則可以進一步降低整個催化裂化產(chǎn)物分離工藝路線的能耗。剩余部分的冷卻的重汽油和/或穩(wěn)定輕汽油B則送出分離系統(tǒng)。所述冷卻后的重汽油和穩(wěn)定的輕汽油的溫度各自優(yōu)選為 20-50°C。通過上述壓縮和冷凝可以實現(xiàn)催化裂化汽油中干氣、水和液態(tài)的重組分的分離。 所述壓縮可以在壓縮機中進行，所述冷凝可以在冷凝器中進行，所述氣液分離可以在本領域常規(guī)使用的氣液分離罐中進行，它們的具體操作已經(jīng)是本領域技術(shù)人員所熟知的技術(shù)。氣液分離得到的水通常外排。所述吸收塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為35-60°C，塔底溫度可以為40-70°C。補充吸收劑用量與吸收劑粗汽油餾分的重量比為 0. 2-1. 3。優(yōu)選情況下，所述吸收塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為35_50°C，塔底溫度可以為40-55°C。所述吸收塔的塔板數(shù)可以為30-50，優(yōu)選為30-40塊。所述吸收塔可以是本領域常規(guī)使用的各種吸收塔，例如可以是篩板塔或泡罩塔以及填料塔。所述吸收塔中，所述頂部氣體與催化裂化得到的粗汽油的重量比可以為0.01-0. 5 1，所述吸收塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為35-45°C，塔底溫度可以為40-55°C。優(yōu)選情況下，所述頂部氣體與催化裂化得到的粗汽油的重量比可以為0.02-0. 4 1，所述吸收塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為35-45°C，塔底溫度可以為40_55°C。所述吸收塔的理論塔板數(shù)可以為10-30，優(yōu)選為15- 塊。所述吸收塔可以是本領域常規(guī)使用的各種吸收塔，例如可以是篩板塔或泡罩塔。為了盡可能將干氣中夾雜的汽油組分吸收干凈，優(yōu)選情況下，所述吸收可以在多個串聯(lián)的吸收塔中進行。也即所述吸收可以包括一級吸收和二級吸收甚至更多級吸收。經(jīng)過吸收后獲得干氣如吐、隊、0)、0)2、!125、(1及02烴類等。所述頂部氣體的主要成分是干氣和液化氣組分。吸收塔底得到的第一塔底物流與壓縮后的塔頂油氣合并，冷凝后進行上述氣液分
1 O凝縮油則通過本發(fā)明所述的分離方法進行分離，得到液化氣、輕汽油和重汽油。在這種情況下，本發(fā)明提供的方法優(yōu)選還包括將所述頂部氣體與吸收劑逆流接觸，以吸收頂部氣體中的液化氣組分。本發(fā)明的方法可以使用輕汽油作為補充吸收劑，也可以作為重汽油作為補充吸收劑。根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選實施方式，使用重汽油作為補充吸收劑，即部分所述吸收劑為依次與所述液態(tài)的重組分A和所述含汽油混合物熱交換后的重汽油中的一部分，且用作所述吸收劑的重汽油的量為吸收劑總用量的20-90重量％。根據(jù)本發(fā)明的另一種實施方式，使用穩(wěn)定的輕汽油作為補充吸收劑，即部分所述吸收劑為所述穩(wěn)定輕汽油B的一部分，且用作所述吸收劑的穩(wěn)定輕汽油B的量為吸收劑總用量的10-60重量％。根據(jù)本發(fā)明，所述解吸通常在解吸塔中進行，解吸塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為50-90°C，優(yōu)選為60-85°C，塔底溫度可以為100_160°C，優(yōu)選為100_155°C，塔底出料量與塔的進料量的重量比為0.1-0. 99 1，塔板數(shù)可以為30-50塊。所述解吸的具體操作已為本領域技術(shù)人員所公知。本發(fā)明的發(fā)明人發(fā)現(xiàn)，通過控制解吸塔的條件如上，且所述含汽油混合物是通過將催化裂化得到的塔頂油氣壓縮并冷凝后進行氣液分離得到的凝縮油時，即可實現(xiàn)所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比為0.1-1 1，從而達到本發(fā)明的目的。因此，以下實施例中并不對所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比進行特別的測定和說明。步驟O)的分離優(yōu)選中含輕汽油和液化氣的混合物與重汽油之間的分離優(yōu)選在汽油分離塔中進行，所述汽油分離塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為 100-150°C，優(yōu)選為100-140°C，塔底溫度可以為200-265°C，塔頂回流比可以為0.2-3 1， 塔板數(shù)可以為25-50塊。步驟(3) —般在穩(wěn)定塔中進行，所述穩(wěn)定塔的塔頂壓力可以為l_2MPa，塔頂溫度可以為40-80°C，優(yōu)選為40-60°C，塔底溫度可以為100-200°C，塔頂回流比可以為 0.5-3 1，塔板數(shù)或理論踏板數(shù)可以為30-50塊。下面結(jié)合附圖對本發(fā)明進行詳細說明。
根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選實施方式，如圖1所示，來自催化裂化主分餾塔的富氣經(jīng)管線101進入富氣壓縮機1，壓縮至1.2-1. SMI^a后經(jīng)管線102進冷卻器2冷至20_50°C優(yōu)選40°C后進入氣液分離罐3。氣液分離罐底水相經(jīng)管線105排出，凝縮油經(jīng)管線104、解吸塔進料預熱器4進入解吸塔5頂部或上部。氣液分離罐3頂部氣體經(jīng)管線103送入吸收塔 7與來自管線110的吸收劑粗汽油接觸，吸收氣體中的液化氣組分。從吸收塔7頂出來的氣體經(jīng)管線109可以進入吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的再吸收塔。吸收塔7底的液體經(jīng)管線108、冷卻器2 后進氣液分離罐3。解吸塔5塔頂物料經(jīng)管線106、冷卻器2后進入氣液分離罐3。解吸塔 5底的物料的一部分即所述液態(tài)的重組分A進再沸器6加熱后返回塔底，另一部分即所述液態(tài)的重組分B經(jīng)管線107進入汽油分離塔8。汽油分離塔8塔頂出含液化氣和輕汽油的混合物，經(jīng)換熱器15預熱后經(jīng)管線111進入穩(wěn)定塔11。汽油塔8塔底出重汽油，一部分經(jīng)再沸器9加熱后返回塔底，另一部分先去解吸塔底再沸器6作熱源后再去換熱器4預熱解吸塔進料，最后經(jīng)換熱器16冷卻至40°C全部出裝置或一部分去吸收塔7塔頂作補充吸收劑， 另一部分出裝置。穩(wěn)定塔11塔頂油氣經(jīng)管線115去冷凝冷卻器12降溫至40°C左右，進入氣液分離罐13，不凝氣經(jīng)管線116排出，液化氣產(chǎn)品經(jīng)管線117送出裝置。塔底含輕汽油和液化氣的混合物一部分即穩(wěn)定輕汽油A經(jīng)再沸器10加熱后返回塔底，另一部分即穩(wěn)定輕汽油B經(jīng)換熱器15預熱穩(wěn)定塔進料后，經(jīng)換熱器14冷卻至40°C全部出裝置或一部分去吸收塔7塔頂作補充吸收劑，一部分出裝置。選穩(wěn)定的輕汽油或重汽油中的哪種作補充吸收劑可靈活選擇，從補充吸收劑的用量看，選重汽油更有利，但從設備投資和操作角度特別是能耗角度看選穩(wěn)定的輕汽油更合適。本發(fā)明的方法巧妙的利用汽油分離塔得到的塔底重汽油作為進入解吸塔中的凝縮油的熱源，在送出裝置前先對凝縮油進行加熱，然后再將加熱后的凝縮油送入解吸塔中， 從而凝縮油的溫度能夠達到解吸要求，節(jié)省了能耗。此外，通過將解吸得到的塔底物流送入汽油分離塔中進行分離，塔頂?shù)玫揭夯瘹夂洼p汽油的混合油氣，塔底得到重汽油。采用這種流程可以大大降低穩(wěn)定塔的負荷。而重汽油無需進行穩(wěn)定即可符合產(chǎn)品要求。另外，通過將汽油分離塔得到的重汽油作為解吸塔再沸器的熱源，可以大大節(jié)約能耗。通過將穩(wěn)定塔的進料與出料進行熱交換，可以充分利用穩(wěn)定塔出料的熱量來滿足穩(wěn)定塔進料的熱量。利用上述工藝得到的穩(wěn)定的輕汽油由于含有較多的烯烴，因此可以回煉生產(chǎn)低碳烯烴或者去醚化裝置生產(chǎn)高辛烷值調(diào)和組分醚；重汽油可以去脫硫裝置脫硫以生產(chǎn)高辛烷值清潔汽油。另外，如上所述，在粗汽油量不夠的情況下，可以使用上述穩(wěn)定輕汽油和/或重汽油作為補充吸收劑。上述含汽油混合物的分離方法比較靈活，可以根據(jù)需要使用上述穩(wěn)定輕汽油和/或重汽油作為補充吸收劑。汽油分離塔塔底再沸器9的熱源可由催化裂化主分餾塔中段回流熱源提供(優(yōu)選二中回流)，溫度通常為230-350°C。穩(wěn)定塔底再沸器10的熱源可選上述催化裂化主分餾塔的一中或二中回流(優(yōu)選一中回流)，溫度通常為170-250°C。圖2為現(xiàn)有技術(shù)CN1542085A公開的含汽油混合物的分離方法的流程示意圖。與圖1所述吸收穩(wěn)定流程大體相同。不同之處在于在解吸塔5塔底出來的物料經(jīng)預熱器15預熱后經(jīng)管線111入穩(wěn)定塔11，穩(wěn)定塔11塔頂出液化氣，塔底出混合汽油，其中該混合汽油的一部分經(jīng)再沸器10加熱后返回塔底，另一部分經(jīng)換熱器15預熱穩(wěn)定塔11進料后再去換熱器4預熱解吸塔進料后經(jīng)管線119進入汽油分離塔8。該汽油分離塔8的塔頂?shù)玫椒€(wěn)定的輕汽油，塔底得到重汽油，其中穩(wěn)定的輕汽油經(jīng)管線120送出裝置，重汽油一部分經(jīng)再沸器 9加熱后返回塔底，另一部分經(jīng)冷卻至40°C出裝置。汽油分離塔8的塔頂溫度為40-80°C， 塔底溫度為130-170°C，塔頂壓力為0. 1-0. 5MPa。通過圖1與圖2對比可以看出，圖1所示的本發(fā)明提供的分離方法需要外界提供熱源的是再沸器9和再沸器10，而圖2所示的現(xiàn)有技術(shù)的分離方法需要外界提供熱源的除了再沸器9和再沸器10外，還有再沸器6。因此，與現(xiàn)有技術(shù)的方法相比，本發(fā)明提供的方法能耗大大降低。下面的實施例以一套處理量200萬噸/年的催化裂化裝置為例對本發(fā)明予以進一步說明。利用Aspen plus軟件對催化裂化分餾吸收穩(wěn)定流程進行模擬計算。富氣量約 185t/h，粗汽油量約100t/h。輕、重汽油切割點為重汽油5v%餾出點為90°C。產(chǎn)品質(zhì)量要求富氣丙烯吸收率>97%，液化氣產(chǎn)品中C5+<1% (體積)，穩(wěn)定的輕汽油C4_<1% (質(zhì)
量)O實施例1該實施例用于說明本發(fā)明提供的含汽油混合物的分離方法。采用圖1所示流程對來自催化裂化主分餾塔的凝縮油進行分離，汽油分離塔8在解吸塔5后、穩(wěn)定塔11前，以催化裂化主分餾塔的粗汽油餾分作為吸收劑，以穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定輕汽油作補充吸收劑。凝縮油的進料量為206t/h，進換熱器4前的溫度為40°C， 出換熱器4的溫度為65°C ；汽油分離塔8頂部排出的含汽油和液化氣的混合物的流量為 99. 4t/h，進換熱器15前的溫度為114°C，出換熱器15的溫度為122°C ；輕汽油進換熱器15 的溫度為140°C。各塔的操作參數(shù)及模擬計算結(jié)果見表1，表1中穩(wěn)定輕汽油的量是指外排的輕汽油的量，即不包括進入換熱器10返回穩(wěn)定塔11的穩(wěn)定輕汽油的量。所述重汽油的量指外排的重汽油的量，即不包括進入換熱器9返回汽油分離塔8的重汽油的量，以下實施例相同。實施例2該實施例用于說明本發(fā)明提供的含汽油混合物的分離方法。采用圖1所示流程對來自催化裂化主分餾塔的凝縮油進行分離，汽油分離塔8在解吸塔5后、穩(wěn)定塔11前，以催化裂化主分餾塔的粗汽油作為吸收劑，以汽油分離塔8得到的重汽油作補充吸收劑。凝縮油的進料量為222t/h，進換熱器4前的溫度為40°C，出換熱器4的溫度為65°C;汽油分離塔8頂部排出的含汽油和液化氣的混合物的流量為70. 9t/h， 進換熱器15前的溫度為104°C，出換熱器15的溫度為114°C;穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定的輕汽油進換熱器15的溫度為138°C。各塔的操作參數(shù)及模擬計算結(jié)果見表1。實施例3采用圖1所示流程對來自催化裂化主分餾塔的凝縮油進行分離，汽油分離塔8在解吸塔5后、穩(wěn)定塔11前，以催化裂化主分餾塔的粗汽油作為吸收劑，以穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定輕汽油作補充吸收劑。凝縮油的進料量為185t/h，進換熱器4前的溫度為40°C，出換熱器4的溫度為70°C;汽油分離塔8頂部排出的含汽油和液化氣的混合物的流量為63. 5t/ h，進換熱器15前的溫度為119°C，出換熱器15的溫度為130°C;穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定的輕汽油進換熱器15的溫度為160°C。各塔的操作參數(shù)及模擬計算結(jié)果見表1。
10
實施例4采用圖1所示流程對來自催化裂化主分餾塔的凝縮油進行分離，汽油分離塔8在解吸塔5后、穩(wěn)定塔11前，以催化裂化主分餾塔的粗汽油作為吸收劑，以穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定輕汽油作補充吸收劑。凝縮油的進料量為235t/h，進換熱器4前的溫度為40°C，出換熱器4的溫度為60°C;汽油分離塔8頂部排出的含汽油和液化氣的混合物的流量為90. 2t/ h，進換熱器15前的溫度為145°C，出換熱器15的溫度為穩(wěn)定塔11得到的穩(wěn)定的輕汽油進換熱器15的溫度為250°C。各塔的操作參數(shù)及模擬計算結(jié)果見表1。對比例1采用圖2所述流程對來自催化裂化主分餾塔的凝縮油進行分離，汽油分離塔8設在穩(wěn)定塔11后，以催化裂化主分餾塔的粗汽油餾分作為吸收劑，以汽油分離塔得到的重汽油作補充吸收劑。各塔的操作參數(shù)及模擬計算結(jié)果見表1。表 權(quán)利要求
1.一種含汽油混合物的分離方法，該方法包括以下步驟(1)將該含汽油混合物加熱后進行解吸，以分離出該含汽油混合物中沸點低于液化氣的輕組分干氣，得到液態(tài)的重組分；(2)將液態(tài)的重組分A加熱后與含汽油混合物混合并進行上述步驟(1)的解吸，將液態(tài)的重組分B分離為含輕汽油和液化氣的混合物以及重汽油，其中，所述液態(tài)的重組分A為步驟(1)所得液態(tài)的重組分的一部分，所述液態(tài)的重組分B為步驟(1)所得液態(tài)的重組分的剩余部分；(3)將所得含輕汽油和液化氣的混合物加熱后分離為液化氣和穩(wěn)定輕汽油；(4)將穩(wěn)定輕汽油A加熱后與含輕汽油和液化氣的混合物混合并進行上述步驟(3)的操作，所述穩(wěn)定輕汽油A為步驟C3)所得穩(wěn)定輕汽油的一部分；其中，對所述含輕汽油和液化氣的混合物的加熱通過將所述含輕汽油和液化氣的混合物與穩(wěn)定輕汽油B熱交換來實現(xiàn)，所述穩(wěn)定輕汽油B為步驟C3)所得穩(wěn)定輕汽油的剩余部分；對所述液態(tài)的重組分A的加熱以及對含汽油混合物的加熱通過將所述重汽油依次與所述液態(tài)的重組分A以及所述含汽油混合物熱交換來實現(xiàn)。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的分離方法，其中，與所述穩(wěn)定輕汽油B熱交換后的所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度為60-150°C。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的分離方法，其中，所述穩(wěn)定輕汽油B與所述含輕汽油和液化氣的混合物的重量比為0.1-0. 9 1，所述穩(wěn)定輕汽油B與所述含輕汽油和液化氣的混合物的溫度差為10-100°C。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的分離方法，其中，與所述重汽油熱交換后的所述液態(tài)的重組分A的溫度為30-150°C。
5.根據(jù)權(quán)利要求4所述的分離方法，其中，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的重量比為0.1-1 1，所述重汽油與所述液態(tài)的重組分A的溫度差為20-200°C。
6.根據(jù)權(quán)利要求4或5所述的分離方法，其中，與所述重汽油熱交換后的所述含汽油混合物的溫度為50-100°C。
7.根據(jù)權(quán)利要求6所述的分離方法，其中，所述重汽油與所述含汽油混合物的重量比為0.2-0. 9 1，所述重汽油與所述含汽油混合物的溫度差為50-230°C。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的分離方法，其中，所述重汽油與所述含汽油混合物的重量比為0.3-0. 8 1，所述重汽油與所述含汽油混合物的溫度差為80-200°C。
9.根據(jù)權(quán)利要求1所述的分離方法，其中，所述含汽油混合物含有液化氣、輕汽油和重汽油，以所述含汽油混合物的總量為基準，所述液化氣的含量為10-60重量％，所述輕汽油的含量為10-70重量％，所述重汽油的含量為20-80重量％。
10.根據(jù)權(quán)利要求9所述的分離方法，其中，所述含汽油混合物是通過將催化裂化得到的塔頂油氣壓縮并冷凝后進行氣液分離得到的凝縮油。
11.根據(jù)權(quán)利要求1或10所述的分離方法，其中，所述解吸在解吸塔中進行，解吸塔的塔頂壓力為l-2MPa，塔頂溫度為50-90°C，塔底溫度為100-160°C，塔底出料量與進料量的重量比為0.1-0. 99 1，塔板數(shù)為30-50塊。
12.根據(jù)權(quán)利要求1或10所述的分離方法，其中，步驟( 中含輕汽油和液化氣的混合物與重汽油之間的分離在汽油分離塔中進行，所述汽油分離塔的塔頂壓力為l_2MPa，塔頂溫度為100-150°C，塔底溫度為200-265°C，塔頂回流比為0. 2_3，塔板數(shù)為20-50塊。
13.根據(jù)權(quán)利要求1或10所述的分離方法，其中，步驟C3)在穩(wěn)定塔中進行，所述穩(wěn)定塔的塔頂壓力為l_2MPa，塔頂溫度為40-80°C，塔底溫度為100-200°C，塔頂回流比為 0. 5-3，塔板數(shù)為30-50塊。
14.根據(jù)權(quán)利要求10所述的分離方法，其中，所述氣液分離得到水相、凝縮油和頂部氣體，該方法還包括將所述頂部氣體與吸收劑逆流接觸，以吸收頂部氣體中的液化氣組分。
15.根據(jù)權(quán)利要求14所述的分離方法，其中，部分所述吸收劑為依次與所述液態(tài)的重組分A和所述含汽油混合物熱交換后的重汽油中的一部分，且用作所述吸收劑的重汽油的量為吸收劑總用量的20-90重量％。
16.根據(jù)權(quán)利要求14所述的分離方法，其中，部分所述吸收劑為所述穩(wěn)定輕汽油A，且用作所述吸收劑的穩(wěn)定輕汽油的量為吸收劑總用量的10-80重量％。
全文摘要
本發(fā)明提供的含汽油混合物的分離方法包括以下步驟(1)將該含汽油混合物加熱后進行解吸，得到液態(tài)的重組分；(2)將上述液態(tài)的重組分A加熱后與含汽油混合物混合并進行上述步驟(1)的解吸，其余部分分離為含輕汽油和液化氣的混合物以及重汽油；(3)將所得含輕汽油和液化氣的混合物加熱后分離為液化氣和穩(wěn)定輕汽油；(4)將所得穩(wěn)定輕汽油A加熱后與含輕汽油和液化氣的混合物混合并進行上述步驟(3)的操作；其中，步驟(3)的熱源來源于所述剩余部分的所述穩(wěn)定輕汽油，步驟(1)和步驟(2)的熱源來源于所述重汽油。本發(fā)明提供的方法在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下大大降低了整個工藝的能耗。
文檔編號C10G31/06GK102220161SQ201010150739
公開日2011年10月19日 申請日期2010年4月16日 優(yōu)先權(quán)日2010年4月16日
發(fā)明者常學良, 李強, 楊克勇, 王瑾, 魯維民 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院