专利名称：一种含汽油混合物的分离方法
技术领域：
本发明涉及一种混合烃类的分离方法，更确切的说是涉及含汽油混合物的分离方法。
背景技术：
近年来国际油价持续攀升，而我国经济发展对高价值的石油产品需求不断增加， 目前市场对石油产品不断轻质化、优质化和清洁化的要求与原油供应日益重质化、劣质化的矛盾加剧。因此，开发重油高效转化、增加轻质油收率的技术仍将是我国21世纪炼油行业的重大发展战略。目前，我国炼油企业轻质油收率平均为74%，而国外先进水平在80% 以上，仍有很大的提高空间。催化裂化技术是将劣质重油转化为轻质油最有效的技术之一。在常规的催化裂化工艺和催化剂的开发方向上，仍然继续沿着增加重油单程转化能力为开发目标。但对于加工劣质原料而言，只通过调整催化剂组成和工艺参数来增加重油转化能力往往会伴随着干气和焦炭产率的明显增加，这样无疑将会降低原料的轻质油收率。CN1425055A公开了一种流化催化裂化方法，该方法包括(A)在催化裂化条件下， 将FCC进料与催化裂化催化剂在第一催化裂化段接触，生成裂化产物；(B)从裂化产物中分离出至少一种循环油馏分，所述循环油馏分包括芳烃；(C)在加氢条件下，将至少一部分所述循环油馏分中的至少一种所述芳烃馏分在加氢催化剂存在下进行氢化处理，生成氢化循环油；和(D)在第二流化催化裂化段中，将所述氢化循环油与催化裂化催化剂在催化裂化条件下进行接触，生成第二裂化产物，所述第二流化催化裂化段与所述第一流化催化裂化段分开，第二流化催化裂化段的催化剂包括一种表面积约从5到400m2/g的无定形金属氧化物催化剂。CN101531924A公开了一种从劣质原料油制取轻质燃料油和丙烯的方法，该方法将劣质原料油依次进入催化转化反应器的第一、二反应区与催化转化催化剂接触分别发生一次反应、二次反应，反应产物和待生催化剂经气固分离后，待生催化剂依次经汽提、烧焦再后返回反应器循环使用；反应产物经分离得到丙烯、汽油、重油及其它产品，其中所述重油与氢气、加氢处理催化剂接触反应，所得加氢重油循环至催化转化反应器的第一反应区或/ 和其它催化转化装置进一步反应得到目的产物丙烯和汽油。该方法中劣质原料油经缓和催化转化后，所得重油经加氢后性质明显改善，从而轻质油明显增加，干气明显减少，油浆产率明显降低，实现了石油资源高效利用。然而缓和催化裂化与常规催化裂化都存在着汽油产品烯烃含量高的问题，同时原料的日益劣质化也使得汽油硫含量偏高，已不能满足不断更新的车用燃料标准。由于我国车用汽油中主要组分为催化裂化汽油，因此降低催化裂化汽油的烯烃含量和硫含量成为关键。从开发的一系列降低催化裂化汽油烯烃和硫含量技术看，将催化汽油分为轻、重汽油， 含轻汽油和液化气的混合物去醚化或者去催化裂化装置回炼，重汽油去脱硫。脱硫后的重汽油再与含轻汽油和液化气的混合物或高辛烷值汽油调合出合格的汽油产品成为被多数人认可的一项生产清洁汽油的技术方案。为此，常规催化裂化分馏吸收稳定系统需要将汽油全馏分切割为轻重汽油组分为后续单元提供原料。CN1542085A公开了一种催化裂化汽油的分离方法，其中催化裂化得到的反应油气经主分馏、吸收、脱吸、稳定部分得到稳定汽油，在催化裂化系统装置中再增设汽油分离部分，得到的稳定汽油经过汽油分离部分分离出含轻汽油和液化气的混合物和重汽油产品， 其中催化裂化主分馏部分的中段回流为汽油分离部分中的塔底提供热源，同时催化裂化的吸收部分采用稳定汽油分馏后的重汽油作为补充吸收剂。然而，该方法存在能耗偏高的问题。
发明内容
本发明的目的是提供一种新的含汽油混合物的分离方法。本发明提供的含汽油混合物的分离方法，该方法包括以下步骤(1)将该含汽油混合物加热后进行解吸，以分离出该含汽油混合物中沸点低于液化气的轻组分干气，得到液态的重组分；(2)将液态的重组分A加热后与含汽油混合物混合并进行上述步骤(1)的解吸，将液态的重组分B分离为含轻汽油和液化气的混合物以及重汽油，其中，所述液态的重组分A 为步骤(1)所得液态的重组分的一部分，所述液态的重组分B为步骤(1)所得液态的重组分的剩余部分；(3)将所得含轻汽油和液化气的混合物加热后分离为液化气和稳定轻汽油；(4)将稳定轻汽油A加热后与含轻汽油和液化气的混合物混合并进行上述步骤 (3)的操作，所述稳定轻汽油A为步骤C3)所得稳定轻汽油的一部分；其中，对所述含轻汽油和液化气的混合物的加热通过将所述含轻汽油和液化气的混合物与稳定轻汽油B热交换来实现，所述稳定轻汽油B为步骤C3)所得稳定轻汽油的剩余部分；对所述液态的重组分A的加热以及对含汽油混合物的加热通过将所述重汽油依次与所述液态的重组分A以及所述含汽油混合物热交换来实现。本发明提供的含汽油混合物的分离方法通过使解吸得到的液态的重组分先分离为含轻汽油和液化气的混合物和重汽油，再进行汽油稳定操作，使得仅需对含轻汽油和液化气的混合物组分进行稳定，从而大大降低了稳定塔的负荷。另外，通过合理的流程设置， 使得所述含轻汽油和液化气的混合物的加热通过所述含轻汽油和液化气的混合物与所述稳定轻汽油B热交换来实现，对所述液态的重组分A的加热以及对含汽油混合物的加热通过将所述重汽油依次与该所述液态的重组分A和所述含汽油混合物热交换来实现，从而在保证产品质量的前提下大大降低了整个工艺的能耗。
图1为本发明的含汽油混合物的分离方法的工艺流程图；图2为现有含汽油混合物的分离方法的工艺流程图。
具体实施例方式本发明中，所述轻、重汽油的切割点为60_150°C，优选为70-130°C，对应的重汽油在整个汽油馏程中的含量为20-90重量％，优选为30-80重量％。本发明中，仅仅出于方便描述的目的，引入液态的重组分A、液态的重组分B、稳定轻汽油A和稳定轻汽油B的概念，而并不表示液态的重组分A与液态的重组分B之间以及稳定轻汽油A和稳定轻汽油B之间有区别，更不表示需要预先将步骤(1)得到的液态的重组分分离为液态的重组分A和液态的重组分B或者需要预先将步骤C3)得到的稳定的轻汽油分离为稳定轻汽油A和稳定轻汽油B。根据本发明的含汽油混合物的分离方法，所述含汽油和液化气的混合物与所述稳定轻汽油B的热交换只要满足稳定操作的需要即可，优选情况，所述含汽油和液化气的混合物与所述稳定轻汽油B的热交换使得与所述稳定轻汽油B热交换后的所述含轻汽油和液化气的混合物的温度为60-150°C，进一步优选为90-140°C。优选情况下，可以通过控制所述稳定轻汽油B与所述含轻汽油和液化气的混合物的重量比为0.1-0. 9 1，所述稳定轻汽油B的温度与所述含轻汽油和液化气的混合物的温度之间的差值为10-100°C来实现上述换热后的所述含轻汽油和液化气的混合物的温度。进一步优选情况下，控制所述稳定轻汽油B与所述含轻汽油和液化气的混合物的重量比为0.2-0. 8 1，所述稳定轻汽油B与所述含轻汽油和液化气的混合物的温度差为10-80°C。本发明中，当步骤( 中含轻汽油和液化气的混合物以及重汽油之间的分离在汽油分离塔中进行，步骤C3)在稳定塔中进行时，除非特别说明，所述稳定轻汽油B的温度与所述含轻汽油和液化气的混合物的温度差为稳定塔的塔底温度与汽油分离塔的进料温度之差。根据本发明，所述重汽油与所述液态的重组分A热交换的程度以满足该液态的重组分A返回与所述含汽油混合物混合进行步骤(1)的分离为准。优选情况下，与所述重汽油热交换后的所述液态的重组分A的温度为30-150°C，更优选为50-120°C。进一步优选情况下，通过控制所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比为0. 1-1 1，所述重汽油与所述液态的重组分A的温度差为20-200°C来实现上述热交换程度。更进一步优选情况下，通过控制所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比为0.3-0. 7 1，所述重汽油与所述液态的重组分A的温度差为50-180°C来实现上述热交换程度。本发明中，当所述解吸在解吸塔中进行且所述步骤O)中含轻汽油和液化气的混合物以及重汽油之间的分离在汽油分离塔中进行时，除非特别说明，所述重汽油与所述液态的重组分A的温度差为汽油分离塔的塔底温度与解吸塔的塔底温度之差。本发明中，所述液态的重组分A与所述液态的重组分B的重量比为0.5-3 1，进一步优选为0.8-2 1。根据本发明，所述重汽油与所述含汽油混合物热交换的程度以满足所述含汽油混合物能够进行步骤(1)所述解吸为准。优选情况下，与所述重汽油热交换后的所述含汽油混合物的温度为30-150°C，更优选为50-100°C。进一步优选情况下，通过控制所述重汽油与所述含汽油混合物的重量比为0.2-0. 9 1，所述重汽油与所述含汽油混合物的温度差为50-230°C来实现上述热交换程度。更进一步优选情况下，通过控制所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比为0.3-0. 8 1，所述重汽油与所述液态的重组分A的温度差为 80-200°C来实现上述热交换程度。本发明中，除非特别说明，所述重汽油与所述含汽油混合物的温度差为进入热交换器进行热交换之前所述重汽油的温度与所述含汽油混合物的温度之差。
6
本发明提供的方法通过将来自汽油分离塔塔底的重汽油先作为解吸塔塔底再沸器热源，再去预热解吸塔进料，之后再冷却降温如降至40°C左右。分离液化气和轻汽油的稳定塔塔底物流即稳定轻汽油B则先预热稳定塔进料，之后再冷却降温如降至40°C左右。从而在保证产品质量的前提下大大降低了整个工艺的能耗。通常情况下，烃油催化裂化得到的产物被送入催化裂化主分馏塔中，按照沸点高低进行切割分离，得到富气、粗汽油馏分、轻柴油馏分、重柴油馏分、回炼油馏分和油浆。其中，所述富气是指常温常压下即为气态的气体物质，主要包括干气(H2、N2、CO、CO2, H2S, Cl 及C2烃类等)、液化气(C3-C4烃类)。所述粗汽油馏分是指常压下馏程为25-205°C的馏分油。所述轻柴油馏分是指常压下馏程为180-360°C的馏分油。所述重柴油馏分是指常压下馏程为250-420°C的馏分油。所述回炼油馏分是指常压下馏程为^0-500°C的馏分油。所述油浆是指常压下馏程为260-60(TC的馏分油。所述富气主要包括干气、液化气和汽油组分，因此需要进一步分离，才能得到符合质量要求的液化气，并且通过分离还能将其中价值更高的汽油组分分离出来。本发明中，所述含汽油混合物可以是各种含有汽油以及干气和/或液化气的混合物，例如可以为催化裂化得到的塔顶油气即上述富气压缩并冷凝后进行气液分离得到的凝缩油，也可以是其他来源的各种含汽油混合物。优选所述含汽油混合物为上述富气压缩并冷凝后进行气液分离得到的凝缩油，即所述含汽油混合物含有液化气、含轻汽油和液化气的混合物和重汽油，以所述含汽油混合物的总量为基准，所述液化气的含量为10-60重量％，所述含轻汽油和液化气的混合物的含量为10-70重量％，所述重汽油的含量为20-80 重量％。如图1所示，将催化裂化得到的塔顶油气压缩并冷凝后进行气液分离，一般得到水相、凝缩油和顶部气体，所述冷凝的温度可以为20_50°C。所述顶部气体为催化裂化过程中的干气。所述凝缩油的馏程一般为20-210°C。由于上述顶部气体中仍可能含有少量的液化气或汽油等组分，因此，通常情况下，还利用上述粗汽油馏分作为吸收剂与上述顶部气体进行一次或多次逆流接触，以吸收其中的液化气和轻汽油馏分。此时，优选情况下，本发明提供的方法还包括将依次与所述液态的重组分A和所述含汽油混合物热交换后的冷却的重汽油和/或冷却后的稳定轻汽油B中的至少一部分作为补充吸收剂与所述顶部气体进行逆流接触，以吸收顶部气体中的液化气组分。通过使用重汽油作为补充吸收剂与粗汽油馏分一起与上述顶部气体接触，以吸收顶部气体中的烃油，可以大大减少补充吸收剂的用量， 从而能够降低整个催化裂化产物分离工艺路线的能耗。而是用稳定的轻汽油作为补充吸收剂，则可以进一步降低整个催化裂化产物分离工艺路线的能耗。剩余部分的冷却的重汽油和/或稳定轻汽油B则送出分离系统。所述冷却后的重汽油和稳定的轻汽油的温度各自优选为 20-50°C。通过上述压缩和冷凝可以实现催化裂化汽油中干气、水和液态的重组分的分离。 所述压缩可以在压缩机中进行，所述冷凝可以在冷凝器中进行，所述气液分离可以在本领域常规使用的气液分离罐中进行，它们的具体操作已经是本领域技术人员所熟知的技术。气液分离得到的水通常外排。所述吸收塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为35-60°C，塔底温度可以为40-70°C。补充吸收剂用量与吸收剂粗汽油馏分的重量比为 0. 2-1. 3。优选情况下，所述吸收塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为35_50°C，塔底温度可以为40-55°C。所述吸收塔的塔板数可以为30-50，优选为30-40块。所述吸收塔可以是本领域常规使用的各种吸收塔，例如可以是筛板塔或泡罩塔以及填料塔。所述吸收塔中，所述顶部气体与催化裂化得到的粗汽油的重量比可以为0.01-0. 5 1，所述吸收塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为35-45°C，塔底温度可以为40-55°C。优选情况下，所述顶部气体与催化裂化得到的粗汽油的重量比可以为0.02-0. 4 1，所述吸收塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为35-45°C，塔底温度可以为40_55°C。所述吸收塔的理论塔板数可以为10-30，优选为15- 块。所述吸收塔可以是本领域常规使用的各种吸收塔，例如可以是筛板塔或泡罩塔。为了尽可能将干气中夹杂的汽油组分吸收干净，优选情况下，所述吸收可以在多个串联的吸收塔中进行。也即所述吸收可以包括一级吸收和二级吸收甚至更多级吸收。经过吸收后获得干气如吐、队、0)、0)2、!125、(1及02烃类等。所述顶部气体的主要成分是干气和液化气组分。吸收塔底得到的第一塔底物流与压缩后的塔顶油气合并，冷凝后进行上述气液分
1 O凝缩油则通过本发明所述的分离方法进行分离，得到液化气、轻汽油和重汽油。在这种情况下，本发明提供的方法优选还包括将所述顶部气体与吸收剂逆流接触，以吸收顶部气体中的液化气组分。本发明的方法可以使用轻汽油作为补充吸收剂，也可以作为重汽油作为补充吸收剂。根据本发明的一种优选实施方式，使用重汽油作为补充吸收剂，即部分所述吸收剂为依次与所述液态的重组分A和所述含汽油混合物热交换后的重汽油中的一部分，且用作所述吸收剂的重汽油的量为吸收剂总用量的20-90重量％。根据本发明的另一种实施方式，使用稳定的轻汽油作为补充吸收剂，即部分所述吸收剂为所述稳定轻汽油B的一部分，且用作所述吸收剂的稳定轻汽油B的量为吸收剂总用量的10-60重量％。根据本发明，所述解吸通常在解吸塔中进行，解吸塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为50-90°C，优选为60-85°C，塔底温度可以为100_160°C，优选为100_155°C，塔底出料量与塔的进料量的重量比为0.1-0. 99 1，塔板数可以为30-50块。所述解吸的具体操作已为本领域技术人员所公知。本发明的发明人发现，通过控制解吸塔的条件如上，且所述含汽油混合物是通过将催化裂化得到的塔顶油气压缩并冷凝后进行气液分离得到的凝缩油时，即可实现所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比为0.1-1 1，从而达到本发明的目的。因此，以下实施例中并不对所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比进行特别的测定和说明。步骤O)的分离优选中含轻汽油和液化气的混合物与重汽油之间的分离优选在汽油分离塔中进行，所述汽油分离塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为 100-150°C，优选为100-140°C，塔底温度可以为200-265°C，塔顶回流比可以为0.2-3 1， 塔板数可以为25-50块。步骤(3) —般在稳定塔中进行，所述稳定塔的塔顶压力可以为l_2MPa，塔顶温度可以为40-80°C，优选为40-60°C，塔底温度可以为100-200°C，塔顶回流比可以为 0.5-3 1，塔板数或理论踏板数可以为30-50块。下面结合附图对本发明进行详细说明。
根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，来自催化裂化主分馏塔的富气经管线101进入富气压缩机1，压缩至1.2-1. SMI^a后经管线102进冷却器2冷至20_50°C优选40°C后进入气液分离罐3。气液分离罐底水相经管线105排出，凝缩油经管线104、解吸塔进料预热器4进入解吸塔5顶部或上部。气液分离罐3顶部气体经管线103送入吸收塔 7与来自管线110的吸收剂粗汽油接触，吸收气体中的液化气组分。从吸收塔7顶出来的气体经管线109可以进入吸收稳定系统的再吸收塔。吸收塔7底的液体经管线108、冷却器2 后进气液分离罐3。解吸塔5塔顶物料经管线106、冷却器2后进入气液分离罐3。解吸塔 5底的物料的一部分即所述液态的重组分A进再沸器6加热后返回塔底，另一部分即所述液态的重组分B经管线107进入汽油分离塔8。汽油分离塔8塔顶出含液化气和轻汽油的混合物，经换热器15预热后经管线111进入稳定塔11。汽油塔8塔底出重汽油，一部分经再沸器9加热后返回塔底，另一部分先去解吸塔底再沸器6作热源后再去换热器4预热解吸塔进料，最后经换热器16冷却至40°C全部出装置或一部分去吸收塔7塔顶作补充吸收剂， 另一部分出装置。稳定塔11塔顶油气经管线115去冷凝冷却器12降温至40°C左右，进入气液分离罐13，不凝气经管线116排出，液化气产品经管线117送出装置。塔底含轻汽油和液化气的混合物一部分即稳定轻汽油A经再沸器10加热后返回塔底，另一部分即稳定轻汽油B经换热器15预热稳定塔进料后，经换热器14冷却至40°C全部出装置或一部分去吸收塔7塔顶作补充吸收剂，一部分出装置。选稳定的轻汽油或重汽油中的哪种作补充吸收剂可灵活选择，从补充吸收剂的用量看，选重汽油更有利，但从设备投资和操作角度特别是能耗角度看选稳定的轻汽油更合适。本发明的方法巧妙的利用汽油分离塔得到的塔底重汽油作为进入解吸塔中的凝缩油的热源，在送出装置前先对凝缩油进行加热，然后再将加热后的凝缩油送入解吸塔中， 从而凝缩油的温度能够达到解吸要求，节省了能耗。此外，通过将解吸得到的塔底物流送入汽油分离塔中进行分离，塔顶得到液化气和轻汽油的混合油气，塔底得到重汽油。采用这种流程可以大大降低稳定塔的负荷。而重汽油无需进行稳定即可符合产品要求。另外，通过将汽油分离塔得到的重汽油作为解吸塔再沸器的热源，可以大大节约能耗。通过将稳定塔的进料与出料进行热交换，可以充分利用稳定塔出料的热量来满足稳定塔进料的热量。利用上述工艺得到的稳定的轻汽油由于含有较多的烯烃，因此可以回炼生产低碳烯烃或者去醚化装置生产高辛烷值调和组分醚；重汽油可以去脱硫装置脱硫以生产高辛烷值清洁汽油。另外，如上所述，在粗汽油量不够的情况下，可以使用上述稳定轻汽油和/或重汽油作为补充吸收剂。上述含汽油混合物的分离方法比较灵活，可以根据需要使用上述稳定轻汽油和/或重汽油作为补充吸收剂。汽油分离塔塔底再沸器9的热源可由催化裂化主分馏塔中段回流热源提供(优选二中回流)，温度通常为230-350°C。稳定塔底再沸器10的热源可选上述催化裂化主分馏塔的一中或二中回流(优选一中回流)，温度通常为170-250°C。图2为现有技术CN1542085A公开的含汽油混合物的分离方法的流程示意图。与图1所述吸收稳定流程大体相同。不同之处在于在解吸塔5塔底出来的物料经预热器15预热后经管线111入稳定塔11，稳定塔11塔顶出液化气，塔底出混合汽油，其中该混合汽油的一部分经再沸器10加热后返回塔底，另一部分经换热器15预热稳定塔11进料后再去换热器4预热解吸塔进料后经管线119进入汽油分离塔8。该汽油分离塔8的塔顶得到稳定的轻汽油，塔底得到重汽油，其中稳定的轻汽油经管线120送出装置，重汽油一部分经再沸器 9加热后返回塔底，另一部分经冷却至40°C出装置。汽油分离塔8的塔顶温度为40-80°C， 塔底温度为130-170°C，塔顶压力为0. 1-0. 5MPa。通过图1与图2对比可以看出，图1所示的本发明提供的分离方法需要外界提供热源的是再沸器9和再沸器10，而图2所示的现有技术的分离方法需要外界提供热源的除了再沸器9和再沸器10外，还有再沸器6。因此，与现有技术的方法相比，本发明提供的方法能耗大大降低。下面的实施例以一套处理量200万吨/年的催化裂化装置为例对本发明予以进一步说明。利用Aspen plus软件对催化裂化分馏吸收稳定流程进行模拟计算。富气量约 185t/h，粗汽油量约100t/h。轻、重汽油切割点为重汽油5v%馏出点为90°C。产品质量要求富气丙烯吸收率>97%，液化气产品中C5+<1% (体积)，稳定的轻汽油C4_<1% (质
量)O实施例1该实施例用于说明本发明提供的含汽油混合物的分离方法。采用图1所示流程对来自催化裂化主分馏塔的凝缩油进行分离，汽油分离塔8在解吸塔5后、稳定塔11前，以催化裂化主分馏塔的粗汽油馏分作为吸收剂，以稳定塔11得到的稳定轻汽油作补充吸收剂。凝缩油的进料量为206t/h，进换热器4前的温度为40°C， 出换热器4的温度为65°C ；汽油分离塔8顶部排出的含汽油和液化气的混合物的流量为 99. 4t/h，进换热器15前的温度为114°C，出换热器15的温度为122°C ；轻汽油进换热器15 的温度为140°C。各塔的操作参数及模拟计算结果见表1，表1中稳定轻汽油的量是指外排的轻汽油的量，即不包括进入换热器10返回稳定塔11的稳定轻汽油的量。所述重汽油的量指外排的重汽油的量，即不包括进入换热器9返回汽油分离塔8的重汽油的量，以下实施例相同。实施例2该实施例用于说明本发明提供的含汽油混合物的分离方法。采用图1所示流程对来自催化裂化主分馏塔的凝缩油进行分离，汽油分离塔8在解吸塔5后、稳定塔11前，以催化裂化主分馏塔的粗汽油作为吸收剂，以汽油分离塔8得到的重汽油作补充吸收剂。凝缩油的进料量为222t/h，进换热器4前的温度为40°C，出换热器4的温度为65°C;汽油分离塔8顶部排出的含汽油和液化气的混合物的流量为70. 9t/h， 进换热器15前的温度为104°C，出换热器15的温度为114°C;稳定塔11得到的稳定的轻汽油进换热器15的温度为138°C。各塔的操作参数及模拟计算结果见表1。实施例3采用图1所示流程对来自催化裂化主分馏塔的凝缩油进行分离，汽油分离塔8在解吸塔5后、稳定塔11前，以催化裂化主分馏塔的粗汽油作为吸收剂，以稳定塔11得到的稳定轻汽油作补充吸收剂。凝缩油的进料量为185t/h，进换热器4前的温度为40°C，出换热器4的温度为70°C;汽油分离塔8顶部排出的含汽油和液化气的混合物的流量为63. 5t/ h，进换热器15前的温度为119°C，出换热器15的温度为130°C;稳定塔11得到的稳定的轻汽油进换热器15的温度为160°C。各塔的操作参数及模拟计算结果见表1。
10
实施例4采用图1所示流程对来自催化裂化主分馏塔的凝缩油进行分离，汽油分离塔8在解吸塔5后、稳定塔11前，以催化裂化主分馏塔的粗汽油作为吸收剂，以稳定塔11得到的稳定轻汽油作补充吸收剂。凝缩油的进料量为235t/h，进换热器4前的温度为40°C，出换热器4的温度为60°C;汽油分离塔8顶部排出的含汽油和液化气的混合物的流量为90. 2t/ h，进换热器15前的温度为145°C，出换热器15的温度为稳定塔11得到的稳定的轻汽油进换热器15的温度为250°C。各塔的操作参数及模拟计算结果见表1。对比例1采用图2所述流程对来自催化裂化主分馏塔的凝缩油进行分离，汽油分离塔8设在稳定塔11后，以催化裂化主分馏塔的粗汽油馏分作为吸收剂，以汽油分离塔得到的重汽油作补充吸收剂。各塔的操作参数及模拟计算结果见表1。表 权利要求
1.一种含汽油混合物的分离方法，该方法包括以下步骤(1)将该含汽油混合物加热后进行解吸，以分离出该含汽油混合物中沸点低于液化气的轻组分干气，得到液态的重组分；(2)将液态的重组分A加热后与含汽油混合物混合并进行上述步骤(1)的解吸，将液态的重组分B分离为含轻汽油和液化气的混合物以及重汽油，其中，所述液态的重组分A为步骤(1)所得液态的重组分的一部分，所述液态的重组分B为步骤(1)所得液态的重组分的剩余部分；(3)将所得含轻汽油和液化气的混合物加热后分离为液化气和稳定轻汽油；(4)将稳定轻汽油A加热后与含轻汽油和液化气的混合物混合并进行上述步骤(3)的操作，所述稳定轻汽油A为步骤C3)所得稳定轻汽油的一部分；其中，对所述含轻汽油和液化气的混合物的加热通过将所述含轻汽油和液化气的混合物与稳定轻汽油B热交换来实现，所述稳定轻汽油B为步骤C3)所得稳定轻汽油的剩余部分；对所述液态的重组分A的加热以及对含汽油混合物的加热通过将所述重汽油依次与所述液态的重组分A以及所述含汽油混合物热交换来实现。
2.根据权利要求1所述的分离方法，其中，与所述稳定轻汽油B热交换后的所述含轻汽油和液化气的混合物的温度为60-150°C。
3.根据权利要求2所述的分离方法，其中，所述稳定轻汽油B与所述含轻汽油和液化气的混合物的重量比为0.1-0. 9 1，所述稳定轻汽油B与所述含轻汽油和液化气的混合物的温度差为10-100°C。
4.根据权利要求1所述的分离方法，其中，与所述重汽油热交换后的所述液态的重组分A的温度为30-150°C。
5.根据权利要求4所述的分离方法，其中，所述重汽油与所述液态的重组分A的重量比为0.1-1 1，所述重汽油与所述液态的重组分A的温度差为20-200°C。
6.根据权利要求4或5所述的分离方法，其中，与所述重汽油热交换后的所述含汽油混合物的温度为50-100°C。
7.根据权利要求6所述的分离方法，其中，所述重汽油与所述含汽油混合物的重量比为0.2-0. 9 1，所述重汽油与所述含汽油混合物的温度差为50-230°C。
8.根据权利要求7所述的分离方法，其中，所述重汽油与所述含汽油混合物的重量比为0.3-0. 8 1，所述重汽油与所述含汽油混合物的温度差为80-200°C。
9.根据权利要求1所述的分离方法，其中，所述含汽油混合物含有液化气、轻汽油和重汽油，以所述含汽油混合物的总量为基准，所述液化气的含量为10-60重量％，所述轻汽油的含量为10-70重量％，所述重汽油的含量为20-80重量％。
10.根据权利要求9所述的分离方法，其中，所述含汽油混合物是通过将催化裂化得到的塔顶油气压缩并冷凝后进行气液分离得到的凝缩油。
11.根据权利要求1或10所述的分离方法，其中，所述解吸在解吸塔中进行，解吸塔的塔顶压力为l-2MPa，塔顶温度为50-90°C，塔底温度为100-160°C，塔底出料量与进料量的重量比为0.1-0. 99 1，塔板数为30-50块。
12.根据权利要求1或10所述的分离方法，其中，步骤( 中含轻汽油和液化气的混合物与重汽油之间的分离在汽油分离塔中进行，所述汽油分离塔的塔顶压力为l_2MPa，塔顶温度为100-150°C，塔底温度为200-265°C，塔顶回流比为0. 2_3，塔板数为20-50块。
13.根据权利要求1或10所述的分离方法，其中，步骤C3)在稳定塔中进行，所述稳定塔的塔顶压力为l_2MPa，塔顶温度为40-80°C，塔底温度为100-200°C，塔顶回流比为 0. 5-3，塔板数为30-50块。
14.根据权利要求10所述的分离方法，其中，所述气液分离得到水相、凝缩油和顶部气体，该方法还包括将所述顶部气体与吸收剂逆流接触，以吸收顶部气体中的液化气组分。
15.根据权利要求14所述的分离方法，其中，部分所述吸收剂为依次与所述液态的重组分A和所述含汽油混合物热交换后的重汽油中的一部分，且用作所述吸收剂的重汽油的量为吸收剂总用量的20-90重量％。
16.根据权利要求14所述的分离方法，其中，部分所述吸收剂为所述稳定轻汽油A，且用作所述吸收剂的稳定轻汽油的量为吸收剂总用量的10-80重量％。
全文摘要
本发明提供的含汽油混合物的分离方法包括以下步骤(1)将该含汽油混合物加热后进行解吸，得到液态的重组分；(2)将上述液态的重组分A加热后与含汽油混合物混合并进行上述步骤(1)的解吸，其余部分分离为含轻汽油和液化气的混合物以及重汽油；(3)将所得含轻汽油和液化气的混合物加热后分离为液化气和稳定轻汽油；(4)将所得稳定轻汽油A加热后与含轻汽油和液化气的混合物混合并进行上述步骤(3)的操作；其中，步骤(3)的热源来源于所述剩余部分的所述稳定轻汽油，步骤(1)和步骤(2)的热源来源于所述重汽油。本发明提供的方法在保证产品质量的前提下大大降低了整个工艺的能耗。
文档编号C10G31/06GK102220161SQ201010150739
公开日2011年10月19日 申请日期2010年4月16日 优先权日2010年4月16日
发明者常学良, 李强, 杨克勇, 王瑾, 鲁维民 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院