煉油裝置雙塔吸收穩定系統節能流程分析

田 濤，姜 曄，王北星，張秀軍

（1.中國石化集團公司經濟技術研究院，北京100029；2.華北電力大學經濟管理學院）

1 前 言

吸收穩定系統是煉油裝置的重要工藝處理過程，廣泛應用于催化裂化、延遲焦化和加氫裂化等生產裝置，其主要作用是將粗汽油和壓縮富氣分離成干氣（C1、C2）、液化氣（C3、C4）和蒸氣壓指標合格的穩定汽油。我國20世紀60年代設計的吸收穩定系統大多采用單塔流程，即吸收和解吸過程在一個塔內操作，塔的上段為吸收段、下段為解吸段；該流程的設備簡單，但吸收和解吸兩個完全相反的過程在一個塔內操作，控制難度較大，很難同時滿足塔頂和塔底的操作要求，產品質量較差［1］。20世紀70年代后設計的吸收穩定系統大多采用雙塔流程，吸收和解吸過程在兩個獨立的塔內完成，解決了吸收和解吸相互干擾的問題，產品質量有所改善，原有的許多單塔流程也進行了雙塔流程改造。隨著催化裂化裝置大規模改擴建以及高活性裂化催化劑的應用，催化裂化裝置產生的富氣量有所增加，但是許多裝置的吸收穩定系統并沒有進行同步改造，從而造成雙塔吸收穩定系統成為制約裝置生產的因素，如吸收塔的操作溫度偏高、干氣中C3＋含量工藝指標控制較寬松、部分催化裂化干氣中C3＋質量分數高達5%～7%［2］，不但裝置能耗較高，而且造成巨大的資源浪費。因此開發新型雙塔吸收穩定流程對于改進裝置操作、改善產品質量具有重要意義。本文對解吸塔進料、吸收塔進料和吸收劑選擇等多種節能型改進流程的適用性和節能效果進行分析，為該過程的工藝改進提供有益啟示。

2 雙塔吸收穩定系統運行現狀

目前煉油企業普遍采用的雙塔吸收穩定流程示意見圖1，該流程中壓縮富氣、解吸塔塔頂氣（解吸氣）與吸收塔塔底油經過冷凝混合后在平衡罐中進行氣液接觸，平衡罐氣相作為進料進入吸收塔底部，吸收塔頂部進料為粗汽油和補充吸收劑，吸收塔利用粗汽油和補充吸收劑溶解吸收富氣中的C3、C4組分，為了取出吸收過程放出的熱量，吸收塔一般設置幾個中段冷卻取熱；富氣經過吸收塔后C3、C4含量降低，同時也會夾帶少量汽油組分，為了吸收該股物流中的汽油組分和進一步降低干氣中C3、C4含量，吸收塔塔頂氣（貧氣）進入再吸收塔利用輕柴油吸收其中的相應組分；平衡罐的罐底油（凝縮油）則進入解吸塔，利用解吸操作脫出其中的乙烷，解吸塔塔頂得到解吸氣，塔底得到液化氣和汽油組分（脫乙烷汽油）；之后脫乙烷汽油進入穩定塔進一步分離成液化氣和穩定汽油，穩定汽油一部分作為補充吸收劑返回吸收塔用于吸收富氣中C3、C4組分，一部分作為穩定汽油產品送出裝置。

通過分析發現，目前吸收穩定系統普遍存在如下問題：①由于吸收效果不理想，干氣中含有大量的液化氣（C3、C4）組分，造成液化氣損失［3－4］。②液化氣中C5含量高：由于穩定塔分離能力不夠，造成液化氣中夾帶C5，使液化氣質量不合格，同時造成汽油收率降低。③汽油中C4含量高，造成汽油蒸氣壓不合格。④再吸收塔液泛沖塔，造成干氣帶液［5］。⑤系統能耗普遍較高，由于雙塔吸收穩定系統存在三股循環物流，解吸塔過度解吸導致大量的C3、C4組分在吸收塔和解吸塔之間循環，增大了兩塔的負荷以及過程的能耗；補充吸收劑流量過大導致過程泵耗、冷卻負荷以及解吸塔和穩定塔再沸器負荷增大；吸收塔過度吸收將大量C2帶入吸收塔塔底油，進而在平衡罐中解吸又返回吸收塔，增加了過程能耗。

圖1 催化裂化吸收穩定系統雙塔流程示意

3 改進流程

吸收穩定系統中吸收塔完成了干氣和液化氣組分與穩定汽油組分的分離，穩定塔完成了液化氣與穩定汽油的分離，吸收塔和穩定塔承擔了較多的過程分離任務；再吸收塔則主要用于彌補吸收塔吸收過程的不足，解吸塔用于實現乙烷與液化氣和汽油組分的分離、用于控制液化氣中的C2含量。目前關于吸收穩定系統的流程改進主要集中于解吸塔進料流程改進、吸收塔進料流程改進和補充吸收劑選擇方面的改進。

3.1 解吸塔進料改進流程

吸收穩定系統中壓縮富氣、解吸氣和吸收塔塔底油在平衡罐進行接觸，平衡罐液相（凝縮油）進入解吸塔進行解吸。目前凝縮油進入解吸塔的進料方式大致分為三種：①冷進料。凝縮油從汽液平衡罐抽出后不經換熱直接進入解吸塔，進料溫度30～40℃，其特點是進料溫度較低，解吸氣流量小，但解吸塔塔底負荷較大。②熱進料。凝縮油先與穩定汽油換熱，溫度提高到70～80℃后，再進入解吸塔頂部，其特點是解吸氣流量大，但解吸塔塔底負荷較小。③冷、熱雙股進料，凝縮油從汽液平衡罐抽出后分兩股進入解吸塔，一股直接進入解吸塔塔頂（冷進料），另一股與穩定汽油換熱至80～90℃后，再從解吸塔塔頂的冷進料位置的下部進入（熱進料），該進料方式可以有效利用穩定汽油的余熱提高進料溫度，降低解吸塔塔底的熱負荷，同時也節省了冷卻穩定汽油的公用工程負荷。鄭嶺等［6］認為解吸塔雙股進料可以通過調節冷流和熱流比例以及進料位置實現減小解吸氣量、同時達到降低解吸塔再沸器負荷的目的。對此也有提出不同意見者［7－8］，陸恩錫［7］和張鵬飛［8］認為，從全局看，熱進料會使解吸塔塔頂氣量及其中C3含量急劇上升，極大地影響吸收塔的操作，使干氣中C3含量大幅度上升，總體經濟效益下降；冷、熱雙股進料流程中冷進料從解吸塔塔頂進入，降低了塔頂溫度，進而降低了解吸氣量及其中C3含量，同時降低了干氣中C3含量；但另一方面，同樣組成的物料分雙股進料，擾亂了塔內氣液相組成的軸向分布，冷熱進料之間的塔板效率嚴重惡化，違反了分離基本原理，其代價是解吸塔的總熱負荷（包括進料預熱和再沸器）要較單股進料大，并給出了嚴格詳細的模擬結果，認為解吸塔的進料溫度高低不能一概而論，必須通過全局優化匹配而定。為了減小解吸氣的流量同時充分利用穩定汽油的熱量，何軍成等［9］提出了中間換熱流程，該流程增加了解吸塔中間再沸器，利用穩定汽油為其提供熱量，解吸塔進料方式則采用冷進料方式，該流程不但減小了解吸氣量、充分利用穩定汽油的熱量，而且兼顧了解吸塔的軸向濃度分布特點。田濤［10］運用Pro/Ⅱ流程模擬軟件比較了冷進料、熱進料、雙股進料和中間換熱流程，認為中間換熱流程可以降低吸收穩定系統的循環物流流量、降低系統運行能耗。

在熱進料和雙股進料中，大量氣液混合物先冷凝到40℃之后再與穩定汽油換熱到80℃，這種重復的“冷卻－加熱”過程增加了過程能耗。針對于此，姜斌等［11－12］公開了一種分步冷凝工藝流程，如圖2所示。在該流程中，壓縮富氣、富吸收油和解吸氣混合后直接進入平衡罐進行氣液分離，之后再分步冷凝，凝縮油溫度達到55～70℃后作為解吸塔的熱進料，不凝氣冷卻到35～40℃，少量冷凝液體作為解吸塔的冷進料，氣相作為吸收塔進料。分步冷凝流程避免了凝縮油的重復冷卻－加熱過程，減輕了公用工程負荷，同時分步冷凝得到的凝縮油組成不同，冷進料中的C2含量較雙股進料中的冷進料低，這也減輕了進料的軸向返混問題，有利于減少解吸氣量［13］。分步冷凝工藝還可以結合解吸塔中間再沸器流程（復合工藝流程），該復合工藝與冷進料工藝相比，平衡罐冷卻負荷減少了39.5%，解吸塔再沸器負荷減少了37.3%。

圖2 雙塔吸收穩定系統分步冷凝流程示意

3.2 吸收塔進料改進流程

雙塔吸收穩定系統中壓縮富氣、解吸氣和吸收塔塔底油通常會混合進入氣液平衡罐，利用吸收塔塔底油進一步吸收富氣和解吸氣中的液化氣組分。但是僅通過一次平衡接觸其吸收效果有限，孫津生等［14］公開了一種應用流體接觸塔改善接觸吸收效果的工藝流程，如圖3所示。在該流程中壓縮富氣、解吸塔塔頂的解吸氣和吸收塔塔底油分別送入流體接觸換熱塔的底部、中部和頂部進行接觸換熱，流體接觸塔的塔頂氣相直接進入吸收塔底部，同時流體接觸塔塔底液相分為兩股，一股經冷凝器冷卻至40℃后作為冷進料進入解吸塔頂部，另一股經換熱器與穩定汽油換熱至70～80℃后作為熱進料進入解吸塔中上部。通過增加設備強化傳質換熱固然可以降低凝縮油C2含量以及富氣的液化氣含量，但是壓縮富氣、解吸氣和吸收塔塔底油之間的組分接近平衡狀態，傳質潛力有限，因此該流程是否能在實際生產中采用必須結合具體的物流組成和經濟狀況作全局考慮。

圖3 吸收穩定系統流體接觸塔工藝流程示意

吸收塔中發生的汽油吸收液化氣過程會有一定的熱量放出，為了強化過程動力往往需要通過中段冷卻從塔中取熱，同時物料進塔的溫度也要求較低［15］，孫津生等［16］公開了一種應用干氣制冷的吸收穩定流程，如圖4所示。該流程中，再吸收塔塔頂的干氣首先經過膨脹機進行節流膨脹降溫，膨脹后的干氣與壓縮富氣、吸收塔底油和解吸氣的混合物換熱，經換熱后混合物溫度降到30℃左右，之后再進入平衡罐，平衡罐得到的氣相作為吸收塔底部進料，液相（凝縮油）作為冷進料進入解吸塔頂部；換熱后的干氣再經壓縮機壓縮至其壓力達到原吸收塔的塔頂壓力，一部分送出裝置，剩余部分循環回膨脹機入口。由于干氣量較壓縮富氣、解吸氣和富吸收油混合物的流量要小很多，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，從而得到更多的冷量。該流程以系統內部原料（循環干氣）為媒介解決了冷源問題，達到同時增產液化氣和減少干氣排放的效果，雖然實際改造后會使解吸塔底的熱負荷有所增加，需要增設1臺壓縮機和1臺膨脹機，但是通過改造，吸收塔進料和解吸塔進料溫度都從40℃降低到29℃，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C2＋含量下降，液化氣量增加了2.5%。

圖4 雙塔吸收穩定系統干氣制冷流程示意

雙塔吸收穩定流程中富氣經過壓縮冷卻進入吸收塔，朱亞東［17－18］分析了吸收穩定與常規蒸餾之間的區別，認為富氣壓縮后冷卻進入吸收塔的流程存在進料的“先冷卻后加熱汽化”過程，是造成吸收過程吸收較多C2組分的主要原因，其自身能量也沒有得到較好利用。針對于此，提出了壓縮富氣不經冷卻直接進入解吸塔的流程，如圖5所示。與常規流程相比，該流程取消了壓縮富氣的混合冷卻過程，同時為了增大吸收塔取熱能力，在吸收塔塔頂增加預飽和冷卻罐，補充吸收劑與吸收塔塔頂氣體混合冷卻后進入預飽和罐，分離氣體作為貧氣進入再吸收塔，液相進入吸收塔頂部；吸收塔的中段冷卻部分也由吸收塔抽出后向下返塔改為上下兩股返塔，這樣可以利用上返塔液相形成中段循環的回流形式，防止抽出泵抽空，從而加大了取熱能力；在解吸塔的操作中，壓縮富氣直接進入解吸塔，利用其攜帶的能量與中間再沸器和塔底再沸器提供的氣相一起構成解吸的動力，同時與解吸塔的液相進料之間發生LPG組分吸收和C2組分解吸的雙向傳質。該流程消除了壓縮富氣的冷卻過程，利用壓縮富氣的能量降低解吸塔塔底再沸器熱源負荷，塔底再沸器同時可以調節解吸效果。

圖5 壓縮富氣進入解吸塔流程示意

3.3 吸收劑選擇的改進流程

雙塔吸收穩定系統中單純依靠粗汽油作吸收劑往往無法達到理想的吸收效果，必須使用穩定汽油作為補充吸收劑。通常采用調節補充吸收劑用量來達到要求的吸收效果，而且補充吸收劑的用量直接影響吸收塔的氣、液相負荷。補充吸收劑進入吸收塔的溫度越低越有利于降低貧氣中的液化氣組分，目前利用低溫熱溴化鋰吸收制冷技術降低補充吸收劑溫度的應用也較多［19］。對補充吸收劑來說，其液化氣（C3、C4）含量越高，吸收劑就越接近飽和狀態，越不利于吸收富氣中的液化氣組分；另一方面，黃明富等［20］認為補充吸收劑對C3、C4組分的溶解吸收能力與補充吸收劑分子極性和分子大小有關，汽油組分越輕，對吸收塔中的C3及以上組分吸收能力越強，但要適當控制物流本身含有的大量C4組分，以避免受吸收塔內的熱力學限制。從這兩點認識出發，人們開發了不同的補充吸收劑流程。倪宗蒞等［21］提出了一種采用“深度”穩定汽油作吸收塔補充吸收劑的流程，如圖6所示。該流程中作為產品的穩定汽油從穩定塔側線塔盤抽出；塔底的液相抽出作為補充吸收劑進入吸收塔。由于補充吸收劑經過“深度”穩定，其中C3、C4含量較常規流程顯著減少，因此在達到相同干氣吸收效果的條件下可以明顯減少補充吸收劑用量；同時由于補充吸收劑帶入吸收塔的C4含量降低，相應吸收塔、解吸塔和穩定塔的下段氣液相負荷出現明顯減小，穩定塔的塔底溫度升高，從而可以將穩定塔塔底的液相抽出作為解吸塔底的熱源，達到節能目的。該流程是否能得到應用的關鍵制約因素是穩定汽油蒸氣壓是否合格，如果穩定汽油蒸氣壓較合格值低很多，說明穩定塔的脫丁烷能力過剩，采用該流程將具有明顯的節能意義；對于穩定汽油蒸氣壓剛好滿足質量標準的裝置也可以通過加高穩定塔實現汽油的“深度”穩定。

圖6 深度穩定汽油作補充吸收劑流程示意

“深度”穩定汽油作為吸收塔的補充吸收劑可以減少補充吸收劑中的液化氣組分，但是補充吸收劑分子極性和大小不能控制。針對此，李國慶等［22］公開了一種穩定塔側線抽出汽油作為補充吸收劑的流程，如圖7所示。該流程的基本原理是用分子極性與C3丙烯相近的穩定塔下部輕汽油代替分子極性與C3丙烯相差較大的穩定塔塔底汽油作吸收塔的補充吸收劑，進而提高吸收塔的吸收效率，同時增強吸收塔中丙烯的吸收效果，使下游裝置再吸收塔塔頂干氣中的丙烯濃度降低。由于該流程的補充吸收劑自身攜帶的C4量增多，因此使得干氣中C4組分含量稍有增加，但干氣總量減少，C3及以上組分總濃度下降［22］。

在雙塔吸收穩定系統中，補充吸收劑中的液化氣含量最低，針對于此，隋紅等［23］公開了一種吸收塔塔頂貧氣預平衡流程，如圖8所示。該流程在吸收塔塔頂設置貧氣預平衡系統。貧氣預平衡系統包括預平衡冷卻器、預平衡罐和相應的機泵等；補充吸收劑和吸收塔塔頂氣經預平衡冷卻器冷卻，在預平衡罐內完成預平衡及氣液分離操作；預平衡罐出口貧氣進入再吸收塔，液相經加壓泵加壓后進入吸收塔塔頂。該流程的預平衡罐合理利用傳質梯級接觸原則，使液化氣組分最低的補充吸收劑和同樣具有較低液化氣組分的貧氣接觸，增大了液化氣向液相傳質的總推動力，在同樣進料和產品質量等條件下，可降低補充穩定汽油吸收劑的需要量，緩解解吸塔塔底再沸器、穩定塔塔底再沸器、穩定塔塔頂液化氣冷凝罐及壓縮機后氣液分離罐等的負荷壓力，貧氣產率下降，有利于提高液化氣及汽油收率，具有顯著的節能效果及經濟效益。

圖7 穩定塔側線抽出汽油作補充吸收劑流程示意

圖8 吸收塔貧氣預平衡流程示意

除了針對補充吸收劑的流程開發外，國內也進行了采用分餾塔塔頂循環油作再吸收塔貧吸收劑的研究［24－25］。目前的雙塔流程多采用輕柴油作為再吸收塔貧吸收劑，這容易造成柴油閃點低、汽提蒸汽量較大的弊端，而且貧吸收劑抽出溫度與進入再吸收塔溫度相差較大，需要經過多次換熱以及返塔加熱過程，造成能量浪費。分餾塔塔頂循環油較輕柴油的相對分子質量略低、揮發度較高，作為再吸收塔貧吸收劑時帶入干氣中的C2以上組分較多，但是按目前干氣控制指標都能滿足小于3%的要求。主分餾塔塔頂循環油抽出溫度為120℃左右，與原料及冷卻器換熱后，溫度可達到40℃以下，不需冷卻就可符合再吸收劑的使用要求，從再吸收塔返回的富吸收油直接進入分餾塔塔頂循環系統，分餾塔負荷基本不會增加，提高吸收劑用量對分餾塔塔頂循環體系及操作狀況幾乎沒有影響［25］。

通過上述論述可以發現，吸收穩定系統流程改進首先應該注重過程技術指標的改進，例如，解吸塔乙烷脫吸率和解吸氣組成、吸收塔吸收率和操作壓力以及穩定塔汽油穩定深度對過程能耗的影響，實際上這些技術指標的改進往往會直接減少系統運行的物流和能流負荷，從而在根本上實現過程節能；實際生產中必須根據具體裝置的工況合理分析技術指標存在的問題，針對不同指標的優劣有針對性地選擇采用相應的流程。其次，流程改進應該注重大系統范圍內的協同優化、注重對上下游熱集成流程的改進優化，例如，目前的催化裂化吸收穩定系統大多會與催化裂化主分餾塔形成熱集成，吸收穩定系統的解吸塔和穩定塔再沸器熱量由主分餾塔中段回流提供，如何對熱集成流程進行優化也是吸收穩定系統流程改進需要解決的問題之一；另一方面流程改進所節省的再沸器熱負荷、相應多余的中段熱量如何進行合理利用和匹配也存在很多可以改進的空間。

4 結束語

雙塔吸收穩定流程比單塔流程易于控制和操作，但是實際運行中也往往存在干氣中含有大量的液化氣（C3、C4）組分、能耗較高等問題，對雙塔流程進行改進，從解吸塔進料狀態、吸收塔進料方式和吸收劑選擇等方面對雙塔流程進行改進，找出這些流程的適用條件，對于實際的生產技術改造將有重要啟示意義。

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