一种降低吸收稳定系统耗能的方法与流程

本发明属于石油加工领域，特别涉及一种解吸塔和稳定塔同时降压操作，进而降低吸收稳定系统能耗的方法。

背景技术：

吸收稳定系统是催化裂化、延迟焦化、加氢裂化等原油二次加工装置的重要组成部分，主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔、稳定塔及相应的冷换设备构成。其作用是利用吸收和精馏的方法将来自主分馏塔的富气和粗汽油(或粗石脑油)分离成干气、液态烃和蒸汽压合格的稳定汽油(或石脑油)。

由于吸收和解吸的布置不同，吸收稳定系统通常有单塔和双塔两种流程。单塔流程集吸收、解吸于一塔，而双塔流程则将其分开在两个塔内完成，因而较之单塔流程具有更好的吸收和解吸效果，应用较多。

双塔流程中(见图1)，来自主分馏塔塔顶的油气经冷却后进入分离罐，分出的液相粗汽油进吸收塔，气相富气则先被压缩、再与解吸塔顶气和吸收塔底油一起经冷却后送凝缩油罐，分出的平衡气相送吸收塔，在粗汽油和稳定汽油(又称补充吸收剂)的作用下，脱除其中的≥c3组分，自塔顶得到相对“较干”的贫气，而富含≥c3组分的富吸收油则由塔底抽出返凝缩油罐。为了保证吸收效果，吸收塔通常在中部设置一个或两个循环水冷却器，以取走溶解放热，降低塔的操作温度。自吸收塔顶出来的贫气则自压进再吸收塔下部，被来自主分馏塔的逆流向下的低温(约40℃)产品柴油进一步吸收，以在塔顶到≥c3组分含量低于3％(mol)的产品干气，而塔底饱和富柴油则返回主分馏塔回炼。解吸塔的进料是来自凝缩油罐的凝缩油，它的作用是在塔底再沸热量的作用下，将溶解于凝缩油中的≤c2组分解吸出来，并由塔顶引出送凝缩油罐，而塔底脱乙烷汽油则经泵送至稳定塔，在稳定塔底再沸热量的作用下，从塔顶得到lpg产品，塔底得到稳定汽油。稳定汽油冷却降温后，部分作为产品出装置，部分作为补充吸收剂去吸收塔。

显然，解吸塔底再沸和稳定塔底再沸是上述吸收稳定系统的两个核心耗能，约占吸收稳定系统总能耗的85％以上，由于其塔顶操作压力分别约为1.2mpag和1.15mpag，对应塔底温度分别在130℃和180℃左右，故不得不用1.0mpa蒸汽和主分馏塔第一中段回流(从温位看第一中段回流是产3.5mpa蒸汽的热量)做热源。又由于前者控制脱乙烷汽油中≤c2组分含量不大于0.3‰(mol)，后者控制lpg中≥c5组分含量≤1％(mol)，因此两塔的再沸热负荷均比较大。

技术实现要素：

为解决现有吸收稳定工艺中，解吸塔和稳定塔由于较高压力操作导致分离能耗较高和耗能品位较高的问题，本发明的目的在于提供一种解吸塔和稳定塔同时降压操作的低耗能吸收稳定系统的方法。

本发明是一种降低吸收稳定系统耗能的方法，所述的系统包括解吸塔、稳定塔、吸收塔、再吸收塔，其特征在于，其技术方案包括以下具体步骤如下：

1)来自主分馏塔的塔顶油气冷却后分离得到富气和粗汽油；

2)富气先跟解吸塔顶气混合，加压冷却成气液混合体，与吸收塔底油混合后，进入凝缩油罐，凝缩油罐中的气体进入吸收塔，凝缩油罐中的液体则进入解吸塔；

3)粗汽油进吸收塔，塔顶馏出贫气，塔底馏出富吸收油；

4)贫气进入再吸收塔，再吸收塔塔顶得干气，塔底富柴油则作为原料返回主分馏塔；

5)解吸塔塔底流出的脱乙烷汽油经加压加热后进稳定塔，解吸塔塔顶的操作压力控制在0.25mpag-0.4mpag，解吸塔的再沸器用85～98℃的热水做热源；

6)稳定塔塔顶气体压缩冷却后，其中71％wt回流返塔，其余29％wt作为产品液化气排出，稳定塔塔底的汽油降温后，其中60％wt作为产品排出，40％wt作为补充吸收剂送吸收塔，稳定塔塔顶的操作压力控制在0.3mpag-0.4mpag，稳定塔塔顶气体压缩机出口压力控制在1.1mpag-1.2mpag，稳定塔的再沸器用蒸汽做热源。

优选的，步骤(5)中，解吸塔塔顶的操作压力控制在0.3mpag。

步骤(5)中，解吸塔塔顶气体送入富气一级压缩机。

优选的，步骤(5)中，稳定塔塔顶的操作压力控制在0.35mpag。

优选的，步骤(6)中，稳定塔塔顶气体压缩机出口压力控制在1.15mpag。

步骤(6)中，稳定塔的再沸器的蒸汽压力控制在0.5-1.0mpag。

本发明基于以下原理：

1)降压操作利于提高精馏系统被分离组分的相对挥发度，在塔板数和产品质量指标一定的情况下，可以降低回流比和塔底温度，进而降低再沸负荷和供热能级；

2)提高压力可以提高c3、c4低碳烃的泡、露点温度，让其常温液化；

3)低品位供热意味着相同供热量时，系统消耗的外部有效能少，因而成本更低。

本发明工艺具有如下优点及有益效果：

1)降低能耗和能耗品质。解吸塔和稳定塔同时降压操作，可减少吸收稳定系统的核心耗能，同时大大降低其耗能等级，使得解吸塔可用热水做热源，稳定塔可用1.0mpa蒸汽做热源，对应系统的冷却负荷也大大降低。

2)简化解吸塔的流程。为了降低塔底再沸负荷，解吸塔通常会设置以稳定塔底油二次做热源的中间再沸器。解吸塔一方面大大降低了再沸负荷，另一方面用热水替代1.0mpa蒸汽做热源，因此再没必要设置中间再沸器。

3)提高了工艺低温热阱的容量。新流程中，解吸塔底再沸以及脱乙烷汽油加热均可以用热水做热源，这有助于增加炼厂工艺低温热阱的负荷，对缓和夏季热水过剩十分有益。

4)流程改动不大，易于实施。解吸塔顶气流量不大，直接引到富气压缩机一级入口，路由不复杂，实施难度不大；稳定塔新增压缩机由于压比不大，可采用一级压缩工艺，流程不复杂，且无需新增冷却器和分液罐。

5)压缩功耗增加不多。由于解吸塔顶气基本不含c3/c4，稳定塔降压回流量大幅下降，故两股气体的流量不大，解吸塔顶气虽经富气压缩机二次压缩，但平衡的是返飞动量，不额外增加功耗。稳定塔降压操作，组分相对挥发度提高，故回流比大幅降低，因此塔顶气量不大，又一级压缩，功耗也不大，可电机驱动，方便布置在塔顶框架。

6)工艺适于老装置改造和新装置建设。对改造工程而言，吸收塔和稳定塔降压操作，主体无需变化。

7)产品质量控制方案不变，产品收率不受影响。

附图说明

图1为本发明对比例现有吸收稳定系统的流程。

图2为本发明实施例一种解吸塔和稳定塔同时降压操作的低耗能吸收稳定系统新工艺的流程。

1-主分馏塔塔顶油气冷凝冷却器；2-分离罐；3-粗汽油泵；4-一级富气压缩机；5-级间冷却器；6-分液罐；7-二级富气压缩机；8-富气压缩机出口第一冷却器；9-空冷器；10-富气压缩机出口第二冷却器；11-凝缩油罐；12-凝缩油泵；13-解吸塔进料预热器；14-吸收塔；15-吸收塔中间冷却器一；16-吸收塔中间冷却器二；17-富吸收油泵；18-再吸收塔；19-解吸塔；20-解吸塔再沸器；21-脱乙烷汽油泵；22-稳定塔；23-稳定塔再沸器；24-稳定汽油泵；25-稳定塔进料预热器；26-除盐水换热器；27-稳定汽油冷却器；28-稳定塔塔顶油气冷凝冷却器；29-稳定塔回流罐；30-稳定塔回流泵；31-减压阀；32-稳定塔进料预热器；33-稳定塔塔顶油气压缩机。

具体实施方式

下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。

以某年加工能力80万吨的重油催化裂化装置吸收稳定系统为例。

对比例1

本对比例为现有吸收稳定工艺，其流程如图1所示。具体如下：来自主分馏塔的塔顶油气(102.7t/h、0.19mpag、119.3℃)通过主分馏塔塔顶油气冷凝冷却器1冷却到43.5℃进入油气分离罐2，经分离得到富气(16400nm³/h)和粗汽油(61.8t/h)。粗汽油经泵3提压到1.9mpag进吸收塔(塔顶压力1.05mpag)。富气经一级富气压缩机4、级间冷却器5、分液罐6、二级富气压缩机7提压到1.15mpag，与解吸塔顶气(4355nm³/h、1.2mpag、67.4℃)混合，并经富气压缩机出口第一冷却器8、空冷器9冷却后，与经富吸收油泵17加压的吸收塔底油(73t/h、1.1mpag、41℃)混合，然后经富气压缩机出口第二冷却器10冷却进入凝缩油罐11。凝缩油罐中，平衡气体(13670nm³/h、1.1mpag、37.2℃)自压进吸收塔14，被粗汽油和作为补充吸收剂的稳定汽油吸收，以脱除其≥c3组分，所释放的吸附热则由吸收塔中间冷却器一15，吸收塔中间冷却器二16取走。吸收塔顶贫气(9184nm³/h、1.05mpag、44.4℃)去再吸收塔18，被来自主分馏塔的轻柴油(27t/h、2.0mpag、28℃)深度吸收，塔顶得到≥c3组分摩尔含量≤3％的干气(8241nm³/h、1mpag、34℃)，塔底富柴油则返回主分馏塔。凝缩油罐液体(88.9t/h)先经凝缩油泵12加压到1.9mpag，再经解吸塔进料预热器13，被稳定汽油二次加热到65℃送解吸塔19。解吸塔顶操作压力1.2mpag，对应塔底温度125.3℃，循环再沸物流返塔140.3℃，循环量210t/h(其摩尔气化率15％，下同)，塔底解吸塔再沸器20用6t/h、1.0mpag蒸汽做热源，热负荷338×10⁴kcal/h，以保证塔底脱乙烷汽油中≤c2组分的摩尔含量≤3‰。脱乙烷汽油(125.3℃、81.7t/h)则经脱乙烷汽油泵21加压到1.6mpag，在和稳定塔底油一次(176.1℃、71.6t/h)换热到128℃后进入稳定塔22。稳定塔顶操作压力1.15mpag，对应塔顶温度58.2℃、冷回流量32.8t/h、塔底温度176.1℃、循环再沸物流返塔184.1℃、循环量337t/h(其摩尔气化率20％，下同)。塔底稳定塔再沸器23的热源是主分馏塔一中回流一次(337℃、102.4t/h)，它在释放505×10⁴kcal/h热量后，以260℃离开23返回分馏系统。对应塔顶冷却负荷345×10⁴kcal/h，得到≥c5组分摩尔含量≤1％的lpg产品10t/h。而稳定塔底油(176.1℃、71.6t/h)则依次经稳定塔进料预热器25、解吸塔进料预热器13、除盐水换热器26和稳定汽油冷却器27，被降温到37℃，其中43.7t/h作为产品出装置，28t/h做补充吸收剂送吸收塔。

实施例1

本实施例一种解吸塔和稳定塔同时降压操作的低耗能吸收稳定系统新工艺，其流程如图2所示。具体过程如下：

来自主分馏塔的塔顶油气(12.7t/h、0.19mpag、119.3℃)通过主分馏塔塔顶油气冷凝冷却器1冷却到43.5℃进入油气分离罐2，经分离得到富气(16400nm³/h)和粗汽油(61.8t/h)。粗汽油经粗汽油泵3提压到1.9mpag进吸收塔(塔顶压力1.05mpag)。富气则先跟解吸塔顶气(5575nm³/h、28.2℃、0.3mpag)混合，再经一级富气压缩机4、级间冷却器5、分液罐6和二级富气压缩机7，提压到1.15mpag，然后经富气压缩机出口第一冷却器8，空冷9，在与经富吸收油泵17加压的吸收塔底油(73t/h、1.1mpag、41℃)混合后，经富气压缩机出口第二冷却器10冷却进入凝缩油罐11。凝缩油罐中，平衡气体(14225nm³/h、1.1mpag、37.2℃)自压进吸收塔14，被粗汽油和作为补充吸收剂的稳定汽油吸附以脱除所随带的≥c3组分，而吸收过程所释放的热量则由吸收塔中间冷却器一15和吸收塔中间冷却器二16取走。吸收塔顶贫气(9243nm³/h、1.05mpag、45.1℃)自压进再吸收塔18，被来自主分馏塔的柴油(27t/h、2.0mpag、28℃)进一步吸收，塔顶得到≥c3组分摩尔含量≤3％的干气(8266nm³/h、1.0mpag、34℃)，塔底富柴油则返回主分馏塔。凝缩油罐液体(92.2t/h)则进入解吸塔。此时，它的塔顶压力降到了0.3mpag，塔顶气体(5575nm³/h)已改送富气压缩机入口，对应塔顶温度28.2℃、塔底温度58.8℃、循环再沸物流返塔温度77.2℃、循环量90t/h，解吸塔再沸器20用85℃～98℃的热水122.3t/h做热源，热负荷159×10⁴kcal/h，以保证塔底脱乙烷汽油中≤c2组分的摩尔含量≤3‰。而塔底脱乙烷汽油(58.8℃、82.7t/h)则在经脱乙烷汽油泵21提压和经稳定塔进料预热器32被主分馏塔顶循二次(～115℃)加热到81.7℃后进稳定塔22。此时，稳定塔的塔顶操作压力已降到0.40mpag，对应塔顶温度12℃、冷回流量24.3t/h、塔底温度105℃、循环再沸物流返塔温度114.1℃、循环量162.7t/h。塔底再沸器23用5t/h、1.0mpag蒸汽做热源，热负荷280×10⁴kcal/h，以保证稳定汽油雷氏蒸汽压合格。稳定塔顶气体(12℃、16677nm³/h、34.2t/h)则在经新增稳定塔塔顶油气压缩机33一级压缩到1.15mpag(70℃)后，经稳定塔塔顶油气冷凝冷却器28冷却到30℃进稳定塔回流罐29，对应冷却负荷322×10⁴kcal/h，其中24.3t/h回流经过减压阀31降压到0.4mpag、5℃(对应气化率15％wt)返塔，其余10t/h作为产品液化气出装置(其中≥c5组分摩尔含量≤1％)。而稳定塔底油(105℃、72.7t/h)则经稳定汽油冷却器27降温到37℃，其中43.7t/h作为产品出装置，29t/h作为补充吸收剂送吸收塔。

实施例1与对比例1能耗比较

对比例1中，解吸塔底再沸器消耗1.0mpag蒸汽6t/h，将210t/h循环再沸物流从125.3℃加热到140.3℃，热负荷338×10⁴kcal/h；稳定塔底再沸器折消耗3.5mpag蒸汽9t/h将337t/h循环再沸物流从176.1℃加热到184.1℃，热负荷505×10⁴kcal/h。两塔总加热负荷843×10⁴kcal/h，消耗蒸汽15t/h。

实施例1中，解吸塔顶操作压力从1.15mpag降到0.3mpag，对应塔底再沸器消耗85℃～98℃的热水122.3t/h，将90t/h循环再沸物流从58.8℃加热到77.2℃，热负荷159×10⁴kcal/h(较原流程降低53％)。稳定塔顶操作压力从1.15mpag降到0.40mpag，对应塔底再沸器消耗1.0mpag蒸汽5t/h，将162.7t/h循环再沸物流从105℃加热到114.1℃，热负荷280×10⁴kcal/h(较原流程降低44.6％)。合计两塔加热负荷439×10⁴kcal/h，消耗蒸汽5t/h、热水122.3t/h。

另实施例1中，5575nm³/h解吸塔气返回富气压缩机二次压缩，不考虑占用返飞动裕量，按压缩机等熵压缩效率75％计算(下同)耗功250kw；又16677nm³/h稳定塔气从0.40mpag压缩到1.15mpag，耗功689kw。两者合计939kw。

综合实施例较比较例解吸塔和稳定塔总加热能耗从843×10⁴kcal/h降到439×10⁴kcal/h，减少404×10⁴kcal/h，降幅47.9％，对应总蒸汽耗量从15t/h降到5t/h，降幅67％，但新增压缩功耗939kw，热水消耗122.3t/h。合计实施例较比较例装置总能耗降低6.7kg标油/t新料。又基于1.0mpa蒸汽单价200元/t、3.5mpa蒸汽单价250元/t、电价0.90元/kwh、热水单价0.5元/t计算，实施例较比较例降低能耗成本1296万元/年(其他成本变化如冷却负荷减少、油泵功耗减少、除盐水加热负荷变化等忽略不计)。

另外根据节约1度电等于减排0.997千克co2，节约1千克标准煤等于减排2.493千克co2，一千克煤的标准热值是0.7×10⁴kcal，新工艺可节约co2排放量502kg/h，折合4222t/a，下降幅度16.9％。

上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。