[0021] 图1为常规吸收稳定系统工艺流程图。
[0022] 图2为本发明吸收稳定系统工艺流程图。
【具体实施方式】
[0023] 本发明提供一种节能型吸收稳定系统，结合图2,所述系统包括富气压缩机24、气 液分离罐9、吸收塔2、解吸塔11、稳定塔25、二级吸收反应器16、解吸反应器20、真空泵23; 富气压缩机24出口、吸收塔2塔底液相出口、解吸塔11塔顶出口分别经冷凝器7与气液分 离罐9连接，气液分离罐9液相出口经管线与解吸塔11连接，解吸塔11液相出口与稳定塔 25连接，稳定塔25的侧线出口分两路，一路29与吸收塔2顶部连接，另一路31与稳定塔的 底部出口管线连接。气液分离罐9气相出口与吸收塔2下部连接，吸收塔2塔顶出口经管 线与二级吸收反应器16连接，二级吸收反应器16液相出口经换热器26与解吸反应器20 连接，解吸反应器20液相出口经冷却器25与二级吸收反应器16的二级吸收剂入口连接， 解吸反应器气相出口经真空泵与富气压缩机23入口连接。
[0024] 结合图2,对本发明吸收稳定工艺流程进一步说明，来自分馏塔的富气3经富气压 缩机24增压后、与解吸塔11塔顶的解吸气6和吸收塔2塔底的富吸收液5混合并经冷却 器7 -级冷凝冷却后进入汽液分离罐9 ;经汽液分离罐分离后，分离得到的液相10从解吸 塔的上部进入解吸塔11，解吸塔11塔顶排出的解吸气6经冷却后返回汽液分离罐9,解吸 塔11塔底物料12进入稳定塔25,清晰切割成液化气14、轻汽油28和重汽油30三个产物， 部分轻汽油28与重汽油30混合后作为稳定汽油产品13出装置，部分轻汽油29作为补充 吸收剂返回吸收塔顶部；汽液分离罐9分离得到的气相4进入吸收塔2的下部，与从吸收塔 2上部进入的粗汽油吸收剂1及顶部进入的轻汽油29逆流接触反应，所述吸收塔中段设置 一级中间冷凝器8,反应后的富吸收液5经冷却器7冷却后进气液分离罐9,从吸收塔2顶 排出的贫气15与二级吸收剂(来自分馏塔的柴油22与部分再生吸收剂的混合物)在二级吸 收反应器16内接触反应，反应得到的气相为干气17,液相富吸收油18经换热器26升温后 进入解吸反应器20实现二级吸收剂的再生，再生后的二级吸收剂可以分两路，其中一路27 外排，另一路19经冷却器25冷却后循环回二级吸收反应器16,解吸反应器排出的气相21 经真空泵23返回富气压缩机入口。
[0025] 下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步说明，但本发明并不因此而受任 何限制。
[0026] 实施例1 以国内某50万吨/年催化裂化装置的吸收稳定系统为例，采用ASPEN PLUS流程模拟 软件分别对本发明工艺和传统工艺进行模拟： 采用本发明工艺关键工艺参数如下：压缩机出口压力1.4 MPa，汽液分离罐操作温度 35 °C，解吸塔液相进料温度35 °C，吸收塔设置一个中间再沸器返塔温度35 °C，解吸塔塔 底脱油乙烷含量0. l%w，稳定塔定回流比2. 2,轻汽油补充吸收剂量6 t/h，新鲜柴油补入量 11 t/h，柴油内循环量10 t/h，再生柴油初馏点205 °C，催化柴油进料量13.2 t/h，解吸床 真空度15 KPa，干气产量2. 5 t/h，液化气产量14 t/h，稳定汽油产量28 t/h。
[0027] 比较例1 采用图1所述的传统工艺流程，仍然存在稳定汽油内循环和柴油再吸收过程，稳定汽 油内循环量25 t/h，再吸收塔柴油进料量11 t/h。
[0028] 能耗比较结果如表1。
[0029] 表1能耗比较
从表1可看出：采用本发明工艺，可以使干气中c3+含量显著降低，并且系统能耗大幅降 低。另外计算结果表明，采用本发明工艺可增产汽油0.4 t/h。
【主权项】
1. 一种节能型吸收稳定工艺，所述工艺包括以下内容：来自富气压缩机的压缩富气、 解吸塔塔顶的解吸气和吸收塔塔底的富吸收液混合并经冷凝冷却后进入汽液分离罐；经汽 液分离罐分离后，分离得到的液相从解吸塔的上部进入解吸塔，解吸塔塔顶排出的解吸气 经冷却后返回汽液分离罐，解吸塔的塔底物料进入稳定塔，分离后得到液化气、轻汽油和重 汽油三个产品；汽液分离罐分离得到的气相进入吸收塔的下部，与从吸收塔上部进入的一 级吸收剂逆流接触反应，反应后的富吸收液经冷却后进入气液分离罐，从吸收塔顶排出的 贫气与二级吸收剂在二级吸收反应器内接触反应，反应得到的气相为干气，液相富吸收油 经加热后进入解吸反应器实现二级吸收剂的再生，再生后的二级吸收剂部分外排，部分经 冷却后返回二级吸收反应器，解吸反应器排出的气相经真空泵返回富气压缩机入口。2. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述来自富气压缩机的压缩富气、解吸塔 塔顶的解吸气和吸收塔塔底的富吸收液混合并经一级冷凝冷却后，物料温度为25~50°C， 优选为35~40°C。3. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述汽液分离罐的温度为20~50°C，优 选为35~40°C，操作压力为1~2 Mpa，优选为1. 2~1. 5 Mpa。4. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述吸收塔用的一级吸收剂为粗汽油。5. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述吸收塔塔顶温度为40~45°C，吸收 塔中段设置1~3个中间冷却器，使吸收塔的温度保持在30~50°C之间。6. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述稳定塔为分壁蒸馏塔，具体为具有中 间隔板的分壁塔。7. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述分壁塔得到的轻汽油馏程为 40~100。。。8. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述二级吸收反应器用的二级吸收剂为 柴油。9. 按照权利要求8所述的工艺，其特征在于：所述二级吸收反应器用的二级吸收剂为 柴油，其馏程为180~360°C，温度为30~50°C。10. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述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。11. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述二级吸收反应器的操作条件为温度 为30~50°C，液气比为5~40,操作压力为1. 0~L 5Mpa。12. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述解吸反应器为旋流器、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。13. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述富吸收油加热后温度为50~ l〇〇°C，优选为60~70°C，解吸反应器为真空操作，操作压力为5~50 Kpa，优选为15~20 Kpa〇14. 按照权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述稳定塔得到轻汽油部分与重汽油混 合后作为稳定汽油产品出装置，部分轻汽油作为补充吸收剂返回吸收塔。15. -种节能型吸收稳定系统，所述系统包括富气压缩机、气液分离罐、吸收塔、解吸 塔、稳定塔、二级吸收反应器、解吸反应器、真空泵；富气压缩机出口、吸收塔塔底液相出口、 解吸塔塔顶出口分别经冷凝器与气液分离罐连接，气液分离罐液相出口经管线与解吸塔连 接，解吸塔液相出口与稳定塔连接，气液分离罐气相出口与吸收塔下部连接，吸收塔塔顶出 口经管线与二级吸收反应器连接，二级吸收反应器液相出口经换热器与解吸反应器连接， 解吸反应器液相出口分两路，其中一路经冷却器与二级吸收反应器的二级吸收剂入口连 接，另一路与产品储罐连接，解吸反应器气相出口经真空泵与富气压缩机入口连接。16. 按照权利要求15所述的系统，其特征在于：所述稳定塔的侧线出口分两路，一路经 管线与吸收塔的吸收剂入口连接，另一路与稳定塔的塔底出口管线连接。17. 按照权利要求15所述的系统，其特征在于：所述二级吸收反应器可以为旋流器、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。18. 按照权利要求15所述的系统，其特征在于：所述解吸反应器为旋流器、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。
【专利摘要】本发明涉及一种新型吸收稳定工艺及系统，所述工艺为来自富气压缩机的压缩富气、解吸塔塔顶的解吸气和吸收塔塔底的富吸收液混合并经冷凝后进入汽液分离罐；分离得到的液相进入解吸塔，解吸塔塔底物料进入稳定塔，分离后得到液化气、轻汽油和重汽油；分离得到的气相进入吸收塔，与轻汽油及粗汽油吸收剂逆流接触反应，从吸收塔顶排出的贫气与二级吸收剂在二级吸收反应器内反应，反应得到的气相为干气，液相富吸收油进入解吸反应器实现二级吸收剂的再生，再生后的二级吸收剂部分外排或返回二级吸收反应器，解吸反应器排出的气相经真空泵返回富气压缩机，本发明吸收稳定新工艺及系统，在使干气中液化气浓度大幅降低的同时，大幅降低系统能耗。
【IPC分类】C10G70/06
【公开号】CN105647583
【申请号】
【发明人】薄德臣, 彭德强, 齐慧敏, 陈建兵, 高景山
【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抚顺石油化工研究院
【公开日】2016年6月8日
【申请日】2014年12月6日