吸收穩定系統工藝流程及操作優化

夏 勇，羅玉樹，李國慶

（華南理工大學強化傳熱與過程節能教育部重點實驗室，廣州510640）

1 前 言

催化裂化裝置吸收穩定系統主要由凝縮油罐、吸收塔、解吸塔、穩定塔、再吸收塔及相應的換熱設備構成，其作用是利用吸收和精餾的方法將來自主分餾塔的富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣和穩定汽油［1－2］。目前，該系統主要存在兩大問題：①干氣不干。通常干氣中C3＋液化氣組分體積分數大于3%，使大量高價值液化氣組分被降質為煉油廠加熱爐燃料；②能耗較高。主要表現為解吸塔再沸器熱負荷較高、1.0MPa蒸汽消耗多。本課題以現有典型流程和典型操作方案為基礎，從流程和操作兩方面入手，分析造成上述問題的主要原因，并集成現有先進研究成果，提出一個優化的流程和操作方案，以整體解決上述問題。

2 目前吸收穩定系統典型工藝流程

某煉油廠1.2Mt/a催化裂化裝置吸收穩定系統的工藝流程和操作方案見圖1，該流程也是目前吸收穩定系統的典型工藝流程。從圖1可以看出，解吸塔采用冷、熱兩股進料并只設塔底再沸器，吸收塔用穩定汽油作補充吸收劑，凝縮油罐操作溫度40℃，吸收塔塔頂操作溫度49℃。

3 影響干氣質量的主要原因分析

3.1 吸收塔操作溫度

吸收穩定系統中，吸收塔的作用是在一定壓力下以粗汽油和穩定汽油即補充吸收劑作吸附劑，脫除富氣中的C3＋組分，得到相對“較干”的貧氣。由于吸收過程是放熱過程，因此，一定壓力下，吸收塔的操作溫度越低，其吸收效果越好［3］。以圖1方案為例，吸收塔塔頂溫度變化對貧氣中C3＋組分含量影響的模擬結果見圖2。從圖2可以看出，在1.33MPa的操作壓力下，吸收塔塔頂貧氣中C3＋組分含量隨吸收塔塔頂溫度的降低而降低，說明為了“干氣變干”，吸收塔宜適當降低操作溫度。C3＋組分的含量幾乎與塔頂溫度成線性單增關系，其回歸結果見式（1），方差為0.992 4。

y＝0.224 1x＋0.229 5 （1）

3.2 補充吸收劑的性質

現有流程中，吸收塔的吸收劑是粗汽油和補充吸收劑即穩定汽油，前者性質由反應－再生系統和主分餾塔確定，因此可變的只能是后者。以圖1方案為例，在一定流量、溫度和壓力的條件下，補充吸收劑平均相對分子質量變化對再吸收塔塔頂干氣質量影響的模擬結果見圖3。從圖3可以看出，補充吸收劑平均相對分子質量越小，組分越輕，即與C3＋組分越接近，其吸收效果越好，干氣越干。干氣中C3＋組分含量與補充吸收劑平均相對分子質量成線性單增函數關系，其回歸結果見式（2），方差為0.995 7。說明為了“干氣變干”，吸收塔宜采用較輕的穩定汽油作補充吸收劑［4］。

圖1 目前吸收穩定系統典型工藝流程和操作方案

圖2 吸收塔頂操作溫度與貧氣中C3＋組分含量的關系

圖3 補充吸收劑平均相對分子質量與干氣中C3＋組分含量的關系

3.3 補充吸收劑和貧柴油流量

在一定條件下，提高補充吸收劑流量對改善吸收效果有利，但因此也會增加吸收塔的液相負荷，增加全系統穩定汽油的循環量，使能耗增加。提高貧柴油流量，可以強化再吸收塔的吸收效果，但卻增加了主分餾塔的柴油循環量以及裝置的柴油冷卻負荷。由于進入再吸收塔的貧氣流量較小，實際富柴油并未飽和，如單純提高貧油流量，效果將不會明顯。因此，實際生產中，補充吸收劑和貧油流量宜控制在一定范圍內，不能過多增加。

綜上分析可知，在一定操作壓力下，影響干氣質量的主要因素是吸收塔操作溫度和補充吸收劑的性質。為了改善干氣質量，吸收塔宜適當降低操作溫度，并宜用相對較輕的穩定汽油作補充吸收劑。

4 影響能耗的主要原因分析

4.1 凝縮油罐操作溫度

凝縮油罐集合了富氣、解吸氣和吸收塔底油，并為吸收塔和解吸塔提供原料，因此是吸收穩定系統的中樞，對整個系統的操作有著重要影響。當操作溫度較低時，可強化吸收塔的吸收效果，改善干氣質量，但因此也會提高凝縮油罐進料的冷卻負荷和解吸塔的再沸器熱負荷，增加能耗；同時還會使得較多的C3、C4組分被帶入解吸塔，提高系統的內循環量。由此可見，凝縮油罐不宜一味強調低溫操作，要綜合考慮對干氣質量和能耗的影響。以圖1方案為例，凝縮油罐操作溫度對干氣質量影響的模擬結果見圖4。凝縮油罐操作溫度變化對凝縮油罐進料冷卻負荷和解吸塔再沸器熱負荷影響的模擬結果見圖5。從圖4和圖5可以看出，凝縮油罐操作溫度對干氣質量和系統能耗的影響程度不同，操作溫度從50℃降到40℃時，干氣中C3＋組分的體積分數僅降低0.016百分點，而能耗卻增加1 148.84kW。說明凝縮油罐操作溫度變化對干氣質量影響并不明顯，但對能耗影響卻較大。綜合考慮，宜適當提高凝縮油罐操作溫度。

圖4 凝縮油罐操作溫度與干氣中C3＋組分含量的關系

圖5 凝縮油罐操作溫度與凝縮油罐進料冷卻負荷和解吸塔再沸器熱負荷的關系●—罐前冷卻負荷；▲—解吸塔再沸器熱負荷

4.2 解吸塔進料狀況

在現有流程中，解吸塔只設置塔底再沸器和實施冷、熱進料。熱/冷進料比高時，較多的熱量隨凝縮油被帶入，有利于降低解吸塔塔底再沸器熱負荷，但會增加解吸氣流量即系統的內循環量，嚴重時甚至產生過解吸，不但加大貧氣中C3＋組分的攜帶，還會提高凝縮油罐進料冷卻負荷以及吸收和解吸子系統的加工量，反過來增加系統能耗。熱/冷進料比低時，解吸塔塔頂溫度較低，解吸氣量較少，有利于減少吸收和解吸子系統的內循環量，對改善干氣質量和降低凝縮油罐進料冷卻負荷有利，但由于較少的熱量被帶入，會增加解吸塔塔底再沸器的熱負荷。

以圖1方案為例，熱/冷進料比變化對解吸塔塔底再沸器熱負荷和凝縮油罐進料冷卻負荷以及干氣質量影響的模擬結果分別見圖6和圖7。從圖6和圖7可以看出，熱/冷進料比對能耗和干氣質量的影響是矛盾的。熱/冷進料比增加，干氣質量變差，凝縮油罐進料冷卻負荷增加，但解吸塔塔底再沸器負荷降低；反之亦然。為了平衡這個矛盾，優化解吸塔操作，建議：①解吸塔停止熱進料，采用全冷進料；②在解吸塔中部設置中間再沸器，并用加熱脫乙烷汽油后的穩定汽油作熱源。前者有利于提高干氣質量，同時還可以避免冷、熱兩股進料造成的解吸塔內軸向返混、提高塔板分離效率［5－6］；后者可以彌補進料熱量減少，有利于降低解吸塔塔底再沸器熱負荷，同時還可以平衡塔內氣液相負荷分布。現有吸收穩定流程中，穩定汽油加熱脫乙烷汽油以后一般用于發生熱水，或者利用循環水直接冷卻送出裝置。若將其作為中間再沸器熱源，將等熱值減少塔底再沸器1.0MPa蒸汽消耗，從而實現了自身能量的升級利用。

圖6 熱/冷進料比對解吸塔塔底再沸器熱負荷和凝縮油罐進料冷卻負荷的影響●—凝縮油罐進料冷卻負荷；▲—解吸塔再沸器熱負荷

圖7 熱/冷進料比與干氣中C3＋組分含量的關系

5 吸收穩定系統改進流程和操作方案

5.1 吸收塔流程和操作優化

降低吸收塔操作溫度和補充吸收劑平均相對分子質量可以有效改善吸收塔的吸收效果。為此，采用溴化鋰熱水制冷機組發生的10℃冷水作冷卻劑，分別將吸收塔中段回流、補充吸收劑和粗汽油冷卻到20℃進吸收塔，以保證塔頂溫度不高于35℃；從穩定塔底上數約第5塊實際板處，抽出一股側線輕汽油代替塔底穩定汽油作吸收塔補充吸收劑，其相對分子質量較小，性質與富氣中C3＋組分接近，吸收效果將更好。

吸收塔進料冷卻可以設計三個方案：①只冷卻中段回流。該方案可利舊原循環水冷卻改走10℃冷水，不需增加設備，但吸收塔溫度下降不太明顯。②冷卻中段回流和補充吸收劑。該方案吸收塔溫度下降較大，但需新增1臺冷水冷卻器，把來自循環水冷卻的補充吸收劑從40℃冷卻到20℃。③同時冷卻中段回流、補充吸收劑和粗汽油。該方案能最大限度降低吸收塔溫度，但需增加2臺冷水冷卻器，分別把來自循環水冷卻的補充吸收劑和粗汽油從40℃冷卻到20℃。三種吸收塔進料冷卻方案與原方案（圖1）的對比見表1。從表1可以看出，與方案1相比，方案3吸收塔塔頂溫度下降明顯，較方案1低13.5℃；干氣中C3＋組分體積分數降低28.84百分點。而涼水冷卻負荷增加并不多，只有330kW，因此建議吸收塔進料冷卻采用只冷卻中段回流的方案3。

表1 吸收塔進料冷卻方案對比

與方案3配套的溴化鋁熱水制冷機組的操作情況見圖8。從圖8可以看出，機組分別消耗95℃熱水和循環冷卻水119.6t/h和532.2t/h，產生10℃冷水139.9t/h，為吸收塔提供冷量1 653 kW。隨著節能工作的深入，熱水制冷工藝在煉油廠將逐步被采用，對實現低溫余熱升級利用，平衡夏季熱水負荷起到重要作用。

圖8 與方案3配套的溴化鋁熱水制冷機組情況

5.2 凝縮油罐操作優化

綜合考慮能耗和干氣質量，凝縮油罐宜在較高溫度下操作。通過各種溫度的對比，認為50℃為宜。此時，凝縮油罐進料冷卻負荷降低23.7%，解吸塔塔底再沸器熱負荷降低3.4%，而吸收塔吸收效果并未惡化。

5.3 解吸塔流程和操作優化

在典型流程基礎上，關停解吸塔熱進料、只開冷進料，同時增設中間再沸器。為了平衡塔內氣液相負荷分布，多用穩定汽油熱量，建議新增中段回流，以第7～8塊理論板抽出、第8～9塊理論板返回較宜，對應的抽出溫度70～80℃，返塔溫度85～95℃，其熱負荷約占全塔總補熱量的40%，可起到充分減少塔底再沸器熱負荷的作用。

5.4 穩定塔流程優化

為了優化吸收效果，宜在穩定塔下部采出一股輕汽油，代替原塔底穩定汽油作吸收塔補充吸收劑。鑒于穩定塔結構和輕汽油對富氣的吸收性能對比，建議輕汽油抽出口位置以從塔底上數第5塊實際板為宜；同時抽出量不應大于原穩定汽油補充吸收劑量。相比原流程，改進后的流程較復雜：多一個抽出口、多1臺泵、多1臺輕汽油一次換熱器。建議輕汽油作為解吸塔中間再沸器熱源，與穩定汽油中間再沸器一起雙掛，或加熱脫乙烷汽油1次。

5.5 吸收穩定系統改進流程和操作方案

綜上分析，吸收穩定系統改進流程和操作方案見圖9。改進流程中，凝縮油罐操作溫度為50℃；吸收塔中段回流、粗汽油和補充吸收劑均為20℃進塔，總冷水冷卻負荷為1 653kW，吸收塔塔頂操作溫度為26.9℃；解吸塔只開冷進料，并布置位于同一抽出和返回位置的兩個雙掛中間再沸器。其一用輕汽油（150.7℃、25t/h）作熱源，提供熱量1 144kW；其二用加熱完脫乙烷汽油的穩定汽油（133℃、70.23t/h）作熱源，提供熱量2 141kW。回流從7塊理論板抽出（77℃）、從8塊理論板返回（99℃），取得熱量3 285kW，因此降低塔底再沸器熱負荷2 432kW，降低41.9%；在穩定塔塔底第5塊實際板處新增輕汽油抽出口，150.7℃的25t/h輕汽油被抽出，其平均相對分子質量為82.8，較原塔底穩定汽油低14.1%；輕汽油經換熱、冷卻后進吸收塔。同時，原塔底穩定汽油抽出量從95.2t/h降低到70.2t/h，只作產品，換熱流程不變。調整過程中，各塔操作壓力均保持不變。

圖9 吸收穩定系統改進流程和操作方案

6 改進流程和操作方案的效果分析

6.1 干氣質量

流程及操作方案改進前后的干氣質量對比見表2。從表2可以看出：改進后，干氣中丙烯的體積分數由2.070%下降到1.254%，降低39.4%；C3＋組分的總體積分數由3.148%下降到1.823%，降低42.09%。

表2 流程及操作改進前后干氣質量對比

6.2 能 耗

流程及操作方案改進前后的主要能耗指標對比見表3。從表3可以看出，改進后，解吸塔塔底再沸器熱負荷降低2 432kW，降幅達41.9%；穩定塔再沸器由于塔底汽油量減少，不能將脫乙烷汽油加熱到原來的溫度進塔，負荷只增加160kW，增幅僅2.4%。綜合考慮兩個再沸器熱源的能級差別，系統總節能率達17%，相當于解吸塔底再沸器減少1.0MPa蒸汽消耗約2.2t/h。按蒸汽單價200元/t計，節能效益達369.6萬元/a。

另外，改進流程溴化鋁熱水制冷機組需提供冷量1 653kW，為此增加循環冷卻水消耗約540t/h（循環水傳熱溫差取6℃）；但凝縮油罐由于提溫操作，進料冷卻負荷減少1 782kW（改進前后分別為3 814kW和2 032kW），吸收塔中段回流停循環水冷卻（原冷卻負荷599kW），兩者合并少用循環水341t/h。兩者相抵，改進流程只多用循環水199t/h，按單價0.2元/t計算，僅增加成本33.4萬元/a。

表3 流程及操作方案改進前后主要能耗指標對比

6.3 物料平衡

對比圖1和圖9可以看出，改進后干氣流量由4.71t/h下降到4.45t/h，下降5.52%，因此等值提高了液化氣的產量。按干氣和液化氣差價2 000元/t計算，增加效益436.8萬元/a。

6.4 效 益

改進流程需要增加1臺換熱器（輕汽油/中段再沸）及1套熱水溴化鋰制冷機組，按照改進方案估計設備及安裝一次性投資440萬元。折舊時間記為10年，綜合能耗和循環水耗及新增設備操作和折舊費用，改進流程及操作方案累計增加效益約700萬元/a。

7 結 論

針對現有吸收穩定系統干氣中C3＋組分攜帶嚴重和能耗較高的問題提出了改進的操作方案，即：降低吸收塔操作溫度和使用穩定塔側線輕汽油作補充吸收劑以改善吸收效果；提高凝縮油罐操作溫度到50℃；解吸塔采用全冷進料操作，并設置兩個中間再沸器，分別以穩定汽油和輕汽油作熱源，塔底再沸器熱負荷降幅達41.9%；實例對比分析表明，改進流程及操作方案可使干氣中C3＋組分體積分數降低42.09%，裝置能耗降低17%，實現總效益700萬元/年。

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