一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺.pdf

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1、(10)申请公布号 CN 102382680 A (43)申请公布日 2012.03.21 CN 102382680 A *CN102382680A* (21)申请号 201010266479.5 (22)申请日 2010.08.30 C10G 70/04(2006.01) C10G 70/06(2006.01) C10G 11/00(2006.01) C01B 3/50(2006.01) C07C 11/04(2006.01) C07C 7/11(2006.01) (71)申请人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22 号 申请人 中国石油化工股份有限公。

2、司北京化 工研究院 (72)发明人 李晓峰 李东风 程建民 廖丽华 刘智信 (74)专利代理机构 北京英特普罗知识产权代理 有限公司 11015 代理人 齐永红 唐彬 (54) 发明名称 一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸 收的组合工艺 (57) 摘要 本发明公开的催化裂化吸收稳定系统和碳三 中冷油吸收的组合工艺属于炼油乙烯一体化的技 术领域， 提出了一种由吸收稳定系统和碳三中冷 油吸收结合回收干气的方法， 本发明的方法取消 了吸收稳定系统的解吸塔， 避免了解吸气中的大 量乙烯、 乙烷和液化气在吸收和解吸之间地不断 循环， 从而减小了吸收塔的负荷， 节省了解吸塔的 能耗 ； 用乙烯装置的脱。

3、乙烷塔釜的粗碳三作为吸 收剂， 原料容易获得， 成本低廉 ； 取消了原中冷油 吸收的碳三油吸收塔的解吸塔， 避免了大量解吸 气中的碳二和碳三在吸收和解吸之间地不断循 环， 采用膨胀机和冷箱回收冷量， 节省了冷量和热 量消耗 ； 碳三吸收剂的再生、 脱甲烷、 乙烯分离均 在乙烯装置进行， 充分体现了炼油与乙烯的互惠 性， 流程合理。 (51)Int.Cl. (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书 2 页 说明书 9 页 附图 2 页 CN 102382696 A1/2 页 2 1. 一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺， 包含以下步骤 ： (1) 催。

4、化裂化吸收稳定 催化裂化吸收稳定系统包括冷却器、 气液分离罐、 吸收塔、 再吸收塔、 汽油稳定塔、 稳定 汽油与稳定汽油塔进料换热器 催化裂化吸收稳定工艺 ： 将压缩富气与吸收塔塔底富吸收液混合， 经冷却器冷却至 35 45， 进气液分离罐， 从气液分离罐出的气体进入吸收塔， 在吸收塔中用粗汽油和补 充吸收剂吸收富气中的液化气， 从吸收塔顶排出的贫气进入再吸收塔， 用轻柴油吸收贫气 中的汽油轻组分 ； 从气液分离罐分出的液体与汽油稳定塔釜的稳定汽油换热后进汽油稳定 塔进行分馏， 液化气从汽油稳定塔侧线抽出， 汽油稳定塔釜的稳定汽油与汽油分离罐出的 液体换热后一部分作为补充吸收剂进入吸收塔， 一。

5、部分作为稳定汽油产品出界区， 从汽油 稳定塔顶排出的干气与从再吸收塔顶排出的干气混合， 依次经过胺洗、 碱洗和干燥后， 进入 压缩机升压至 3.5 4.5MPa， 送入中冷碳三油吸收塔 ； (2) 中冷碳三油吸收 中冷碳三油吸收系统包括胺洗塔、 碱洗塔、 干燥器、 干气压缩机、 干气与低压分离罐液 相换热器、 冷箱、 高压分离罐、 膨胀机、 低压分离罐、 干气进中冷碳三油吸收塔前冷却器、 中 冷碳三油吸收塔、 冷箱、 甲烷氢尾气与干气换热器、 粗碳三冷却器、 粗碳三与中冷碳三油吸 收塔塔底液相换热器 中冷碳三油吸收工艺 ： 从压缩机出口的干气经水冷后， 依次与中冷碳三油吸收塔的甲 烷氢尾气、 。

6、低压分离罐的闪蒸气体换冷后， 用冷冻剂冷至 -30 -3， 进入中冷碳三油吸收 塔， 用乙烯装置送来的粗碳三吸收干气中的乙烯、 乙烷 ； 中冷碳三油吸收塔釜的富含碳二的 富液， 经换冷后， 返回乙烯装置的脱甲烷塔 在中冷碳三油吸收塔中未被吸收的氢气、 氮气、 甲烷及夹带的少量碳三吸收剂从中冷 碳三油吸收塔顶排出， 进入冷箱与膨胀机出口的甲烷氢进行换冷后， 进入高压分离罐， 进行 气液分离 ： 从高压分离罐分离出的液相作为吸收剂回流至吸收塔上部， 气体进入膨胀机进 行制冷 ； 膨胀机出口的气体进入低压分离罐进行气液分离， 低压分离罐的液相经气化回收 冷量后返回干气压缩机入口， 从低压分离罐分离出。

7、的气体经回收冷量后去变压吸附装置回 收氢气。 2. 根据权利要求 1 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述吸收塔的理论板数为 8 20， 操作压力为 1.2 1.5MPa， 塔顶温度为 4， 塔釜温度为 43 4。 3. 根据权利要求 2 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述吸收塔的操作压力为 135MPa， 塔顶温度为 4， 塔釜温度为 4。 4.根据权利要求1所述的组合工艺， 在步骤(1)中， 所述吸收塔中采用12个中间冷 却器， 吸收段的温度保持在 4 4之间。 5. 根据权利要求 1 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述再吸收塔的理论板数为 6 15， 操作压力。

8、为 1.1 1.4MPa， 塔顶温度为 4， 塔釜温度为 52 5。 6. 根据权利要求 5 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述再吸收塔的操作压力为 1.35MPa， 塔顶温度为 4， 塔釜温度为 5。 7. 根据权利要求 1 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述汽油稳定塔的理论板数为 30 40， 操作压力为 0.8 1.2MPa， 塔顶温度为 -20 -30， 塔釜温度为 160 180。 权 利 要 求 书 CN 102382680 A CN 102382696 A2/2 页 3 8. 根据权利要求 7 所述的组合工艺， 在步骤 (1) 中， 所述汽油稳定塔的操作压力为。

9、 1.0MPa， 塔顶温度为 -25， 塔釜温度为 170。 权 利 要 求 书 CN 102382680 A CN 102382696 A1/9 页 4 一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺 技术领域 0001 本发明涉及一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺， 进一步地 说， 是涉及一种吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的炼油乙烯组合的工艺技术。 背景技术 0002 炼油工艺过程与乙烯工艺过程的组合是实现以最小的原油投入获得最大的交通 运输燃料和乙烯原料的产出， 从而实现节约资源、 提高经济效益的重要举措。 炼油工艺与乙 烯工艺设计的一体化是必然的选择。 0003 炼油。

10、工艺过程和乙烯工艺过程的副产互供互惠性很强。 乙烯原料有来自炼厂的直 馏石脑油和重整的拔头油， 加氢裂化的轻石脑油和尾油， 加氢焦化汽油， 重整抽余油和气分 后的液化气轻烃。将乙烯厂排出的甲烷氢供炼厂作制氢原料， 将裂解加氢汽油抽余油供炼 厂重整装置作原料， 将丁二烯抽提后的 C4 送炼油厂生产 MTBE， 用作汽油辛烷值调和组分， 脱除异丁烯后的 C4 分离提取丁烯 -1。 0004 炼油工艺过程和乙烯工艺过程的气体分离工艺也有很强的互惠性， 若加以合理利 用， 可以提高回收效率和节约基建投资。炼厂的催化裂化吸收稳定和气体分馏与乙烯装置 的裂解气分离有同一属性， 若将这些工艺过程组合， 统筹。

11、考虑， 可降低投资， 提高乙烯回收 效率。 0005 催化裂化装置是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一。它由反再系统、 主分馏系统和吸收稳定系统三部分所组成。 分馏系统的任务是把反再系统来的反应产物油 汽混合物进行冷却， 分离成各种产品， 分馏系统包括分馏塔、 产品汽提塔、 各中段回流热回 收系统， 并为吸收稳定系统提供足够的热量。目前炼油厂的催化裂化吸收稳定系统的设计 是将富气含有的汽油、 液化气及更轻的组分以及粗汽油中溶有的 C3、 C4 等组分， 分离成干 气、 液化气和稳定汽油。 0006 目前炼油厂典型的吸收稳定装置主要由吸收塔、 解吸塔、 再吸收塔和稳定塔四座 塔所组成， 见。

12、图1。 压缩富气101， 与吸收塔3塔底的富吸收油106和解吸塔4塔顶的解吸气 107经过冷却器1冷却后， 进入汽液分离罐2进行汽液分离， 气相进入吸收塔3塔底， 液相打 入解吸塔 4 顶部进料， 从汽油稳定塔 6 塔釜出来的稳定汽油 115 与解吸塔塔底出来的脱乙 烷汽油 112 换热后部分作为补充吸收剂 103 与粗汽油 102 一起进入吸收塔顶部。吸收塔顶 出来的贫气 104 进入再吸收塔 5 塔底， 轻柴油 109 作为再吸收剂进入再吸收塔顶以进一步 吸收贫气中 C3 以上的组分。解吸塔底的脱乙烷汽油 112， 用稳定汽油 115 的废热加热后进 入汽油稳定塔 6， 汽油稳定塔顶出液化。

13、气 114， 作为产品出装置， 从塔釜出来的稳定汽油 115 先与脱乙烷汽油 112 进行换热， 然后经过冷却后一股作为补充吸收剂 103， 另一股作为汽油 产品 116 出装置。 0007 我国炼油企业普遍的特点是二次加工装置中催化裂化比重较大， 据统计我国已建 有催化裂化装置百余套， 现有催化裂化装置年生产能力 100Mt， 2008 年生产的催化裂化干 气约4.14Mt， 因此炼厂催化干气量较大， 这些干气目前大部分都作为燃料烧掉。 由于这些干 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A2/9 页 5 气中含有相当比例的乙烯、 丙烯和乙烷、 丙烷组分， 其中含。

14、乙烯 40 (wt)、 乙烷 40 (wt)、 丙烯6(wt)、 丁烯2(wt)、 丙烷和丁烷等烷烃组分6(wt)， 氢气6(wt)。 如果能够将 干气中的 CO2、 H2S、 O2及含氮化合物等杂质去除并回收干气中的甲烷和氢气用作制氢原料， 同时将干气中乙烯、 丙烯和乙烷、 丙烷等轻烃富集起来， 不经过裂解炉， 直接进入乙烯装置 分离系统， 就可以分离得到相当数量的乙烯和丙烯， 而其余的乙烷、 丙烷轻烃与裂解气分离 回收的乙烷、 丙烷一起循环至裂解炉， 可再得到更多的乙烯和丙烯。 从而将只能作燃料烧掉 的低价值的干气变成了高价值的乙烯、 丙烯和优质裂解原料以及最佳的制氢原料。若催化 裂化干气。

15、回收轻烃技术在国内全面推广， 每年可以节约用于生产乙烯的轻质油 4.15Mt， 可 以创造效益上百亿元。因此从炼厂干气中回收乙烯可适当弥补国内乙烯供应的巨大缺口， 作为国内乙烯生产的有益补充。这是发挥炼油化工一体化， 优化乙烯原料， 增加乙烯产量， 降低乙烯成本的一项好措施。 0008 目前从炼厂催化干气中回收乙烯的方法主要有深冷分离法、 中冷油吸收法、 络合 分离法、 变压吸附法等， 各种方法各具特点。深冷分离法工艺成熟， 乙烯回收率高， 但投资 大， 用于稀乙烯回收能耗较高 ； 络合分离法， 乙烯回收率较高， 但对原料中的杂质要求严格， 预处理费用较高， 需要特殊的络合吸收剂 ； 变压吸附。

16、法操作简单， 能耗较低， 但产品纯度低， 乙烯回收率低， 占地面积大。 0009 中冷油吸收法主要是利用吸收剂对气体中各组分的溶解度不同来分离气体混合 物， 一般先利用吸收剂吸收C2及C2以上的重组分， 分离出甲烷、 氢气等不凝性气体， 再用精 馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有规模小、 适应性强、 投资费用低等特点， 可用于从 裂解气中分离烯烃、 从天然气中回收轻烃等工艺。中冷油吸收法可用于催化裂化干气中低 浓度乙烯的回收， 但传统的常规中冷油吸收工艺吸收剂损失大、 乙烯回收率较低， 回收率通 常只有 85左右。 0010 CN 1640992 提出了一种以装置自产稳定轻烃为吸收剂的冷冻油。

17、吸收方法， 适用于 从油田伴生气或天然气中回收液化气， 且 C3 收率要求较高的回收工艺。采用这种冷冻油的 吸收方法， 能用较少的吸收剂， 获得较高的轻烃回收率， 且工艺简单， 能耗较低， 经济效益较 好。但该方法只适用于从油田伴生气或天然气中回收液化气， 并不能回收 C2 馏分， 无法用 于炼厂催化干气的回收。 0011 CN 1414067 提出了一种在天然气浅冷工艺后嫁接油吸收工艺， 从而提高轻烃回收 率的方法。该方法在天然气浅冷工艺后使所得物进入二级三相分离器内进行气液分离， 使 气体进入吸收塔的底部与吸收剂进行气液交换得到 C3、 C4 组份后回收 ； 液体与二级三相 分离器内的轻烃。

18、混合后进入脱吸塔内脱出甲烷与乙烷， 使形成的脱吸液进入解析塔切割出 C3、 C4 组份后回收。该方法可以提高天然气中的轻烃回收率， 增加轻烃产量。但该方法只 适用于从天然气中回收轻烃， 并不适用于炼厂催化干气的回收。 0012 US 5502971 公开了一种回收 C2 及更重烃类的低压低温工艺， 适用于炼厂干气的 回收。 该工艺取消了传统的高压方案， 改而采用低压技术， 这样回收温度就可以保持在硝酸 树脂生成的温度之上， 避免了危险的潜在可能性， 同时还可以保持较高的烯烃收率。 该工艺 采用了低压方案， 温度低达 -100， 属于深冷分离工艺的一种， 投资较大， 能耗较高。 0013 US 。

19、6308532 提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺， 该工艺包括从吸收 塔釜抽出 C3、 C4、 C5、 C6 液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶， 从而保持塔顶冷凝器的冷 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A3/9 页 6 冻温度不低于-95， 同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯丙烯区域抽出气相侧线。 尽管该工 艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度不致于过低， 但塔顶温度仍低达 -95， 仍属 于深冷分离工艺的一种， 因此投资较大， 能耗较高。 0014 CN 1800308 和 CN 101371966 提出了一种从炼油厂干气回收乙烯和氢气的变压吸 。

20、附工艺， 该技术的核心是变压吸附浓缩法。 催化干气在送变压吸附分离器前， 需经较严格的 净化工序以清除干气中的杂质， 再脱硫、 脱碳、 加氢、 干燥。此法需要多个吸附塔联合操作， 通过吸附、 脱附之间的不断切换来分离浓缩轻烃。一个典型的变压吸附装置需要 10-16 台 吸附塔， 每个吸附塔均经过吸附、 置换、 逆放、 抽空、 升压等步骤反复操作， 该法存在设备投 资高， 占地面积大等问题。 0015 因此， 为了降低现有吸收稳定系统的能耗和提高炼厂干气的乙烯回收率， 可将催 化裂化吸收稳定系统、 干气回收和乙烯流程统筹考虑， 开发一种炼油乙烯组合的工艺技术。 发明内容 0016 为了降低现有吸。

21、收稳定系统的能耗和提高炼厂干气的乙烯回收率， 本发明提出了 一种催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收组合工艺技术。具体技术方案如下。 0017 本发明的催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺技术包含以下步 骤 ： 0018 (1) 催化裂化吸收稳定 ： 将压缩富气与吸收塔塔底富吸收液混合， 经冷却器冷却 至 35 45， 进气液分离罐， 从气液分离罐出的气体进入吸收塔， 在吸收塔中用粗汽油和 补充吸收剂 ( 稳定汽油 ) 吸收富气中的液化气 (C3、 C4)， 从吸收塔顶排出的贫气进入再吸 收塔， 用轻柴油吸收贫气中的汽油轻组分。从气液分离罐分出的液体与汽油稳定塔釜的稳 定汽油换热后进。

22、汽油稳定塔进行分馏， 液化气从汽油稳定塔侧线抽出， 汽油稳定塔釜的稳 定汽油与汽油分离罐出的液体换热后一部分作为补充吸收剂进入吸收塔， 一部分作为稳定 汽油产品出界区， 从汽油稳定塔顶排出的干气与从再吸收塔顶排出的干气混合， 依次经过 胺洗、 碱洗和干燥后， 进入压缩机升压至 3.5 4.5MPa， 送入中冷碳三油吸收塔 ； 0019 (2) 中冷碳三油吸收 ： 从压缩机出口的干气经水冷后， 依次与中冷碳三油吸收塔 的甲烷氢尾气、 低压分离罐的闪蒸气体换冷后， 用冷冻剂冷至 -30 -35， 进入中冷碳三 油吸收塔， 用乙烯装置送来的粗碳三 ( 脱乙烷塔釜液 ) 吸收干气中的乙烯、 乙烷。中冷。

23、碳三 油吸收塔釜的富含碳二的富液， 经换冷后， 返回乙烯装置的脱甲烷塔。 0020 在中冷碳三油吸收塔中未被吸收的氢气、 氮气、 甲烷及夹带的少量碳三吸收剂从 中冷碳三油吸收塔顶排出， 进入冷箱与膨胀机出口的甲烷氢进行换冷后， 进入高压分离罐， 进行气液分离。从高压分离罐分离出的液相作为吸收剂回流至吸收塔上部， 气体进入膨胀 机进行制冷。膨胀机出口的气体进入低压分离罐进行气液分离， 低压分离罐的液相经气化 回收冷量后返回干气压缩机入口， 从低压分离罐分离出的气体经回收冷量后去变压吸附装 置回收氢气。 0021 在步骤 (1) 中， 所述吸收塔的理论板数优选为 8 20， 操作压力优选为 1.2。

24、 1.5MPa， 更优选为 1.35MPa， 塔顶温度优选为 40 45， 更优选为 42， 塔釜温度优选为 4348， 更优选为4。 塔中优选采用12个中间冷却器， 使吸收段的温度保持在4 48之间。 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A4/9 页 7 0022 在步骤 (1) 中， 所述再吸收塔的理论板数优选为 6 15， 操作压力优选为 1.1 1.4MPa， 更优选为 1.35MPa， 塔顶温度优选为 4 50， 更优选为 45， 塔釜温度优选为 52 58， 更优选为 55。 0023 在步骤 (1) 中， 所述汽油稳定塔的理论板数优选为 30 40。

25、， 操作压力优选为 0.8 1.2MPa， 更优选为 1.0MPa， 塔顶温度优选为 -20 -30， 更优选为 -25， 塔釜温 度优选为 160 180， 更优选为 170。 0024 在步骤 (1) 中， 从汽油稳定塔顶排出的干气与从再吸收塔顶排出的干气混合后， 进入胺洗塔、 碱洗塔脱除酸性气体。所述酸性气体例如为 H2S、 CO2等。由于变压吸附、 深冷 分离等方法也需要进行胺洗、 碱洗脱除酸性气体， 因此对该步骤的具体工艺条件没有特别 的限定， 本领域的技术人员可以根据其它方法合适地确定其具体操作条件和方法。 0025 如果需要， 本发明的方法还包括干燥和净化步骤 ： 将步骤 (1)。

26、 中得到的干气中的 水和微量杂质脱除。 和上述脱除酸性气体步骤一样， 在变压吸附、 深冷分离等方法也需要进 行干燥和净化步骤， 因此对该步骤的具体工艺条件没有特别的限定， 本领域的技术人员可 以根据其它方法合适地确定其具体操作条件和方法。举例来说， 可以采用 3A 分子筛作为干 燥剂脱除水分和微量杂质 ； 采用保护床脱除砷等微量杂质。 0026 在步骤(1)中， 经过干燥和净化步骤后的催化干气的压力一般约为0.70.9MPa， 一般需要逐级提高催化干气的压力， 尽管对压缩的段数没有特别的限定， 但是一般优选采 用两段压缩， 从经济效益的角度分析， 采用两段压缩是比较合理的。 将经过干燥和净化步。

27、骤 后的催化干气经过两段压缩压力提高到 3.0 4.0Mpa。 0027 在步骤(2)中， 所述中冷碳三油吸收塔的理论板数优选为820， 操作压力优选为 3.2 3.8MPa， 更优选为 3.5MPa， 塔顶温度优选为 -35 -25， 更优选为 -26， 塔釜温 度优选为 -35 -25， 更优选为 -28。 0028 本发明所述的催化裂化吸收稳定系统和碳三中冷油吸收的组合工艺技术具有以 下特点 ： 0029 (1) 取消了吸收稳定系统的解吸塔， 避免了解吸气中的大量乙烯、 乙烷和液化气在 吸收和解吸之间地不断循环， 从而减小了吸收塔的负荷， 节省了解吸塔的能耗 ； 0030 (2) 用乙烯。

28、装置的脱乙烷塔釜的粗碳三作为吸收剂， 原料容易获得， 成本低廉 ； 0031 (3) 取消了原中冷油吸收的碳三油吸收塔的解吸塔， 避免了大量解吸气中的碳二 和碳三在吸收和解吸之间地不断循环， 采用膨胀机和冷箱回收冷量， 节省了冷量和热量消 耗 ； 0032 (4) 碳三吸收剂的再生、 脱甲烷、 乙烯分离均在乙烯装置进行， 充分体现了炼油与 乙烯的互惠性 ； 0033 (5) 乙烯回收率高， 可以达到 95.5以上。 附图说明 0034 图 1 为目前炼油厂典型的吸收稳定装置， 主要由吸收塔、 解吸塔、 再吸收塔和稳定 塔四座塔所组成。 0035 图 2 为本发明所述的催化裂化吸收稳定系统和碳三。

29、中冷油吸收的组合工艺流程 示意图。 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A5/9 页 8 0036 1- 冷却器 ； 2- 气液分离罐 ； 3- 吸收塔 ； 4- 再吸收塔 ； 5- 汽油稳定塔 ； 6- 稳定汽油 与稳定汽油塔进料换热器 ； 7- 胺洗塔 ； 8- 碱洗塔 ； 9- 干燥器 ； 10- 干气压缩机 ； 11- 干气与 低压分离罐液相换热器 ； 12- 冷箱 ； 13- 高压分离罐 ； 14- 膨胀机 ； 15- 低压分离罐 ； 16- 干气 进中冷碳三油吸收塔前冷却器 ； 17- 中冷碳三油吸收塔 ； 18- 冷箱 ； 19- 甲烷氢尾气与干气。

30、 换热器 ； 20- 粗碳三冷却器 ； 21- 粗碳三与中冷碳三油吸收塔塔底液相换热器 ； 0037 101- 压缩富气 ； 102- 粗汽油 ； 103- 气液分离罐气相 ； 104- 吸收塔底富吸收液 ； 105- 气液分离罐液相 ； 106- 补充吸收剂 ； 107- 吸收塔顶贫气 ； 108- 轻柴油 ； 109- 再吸收 塔顶干气 ； 110- 富柴油 ； 111- 汽油稳定塔进料 ； 112- 汽油稳定塔釜稳定汽油 ； 113- 稳定 汽油产品 ； 114- 汽油稳定塔顶干气 ； 115- 液化气 ； 116- 胺洗碱洗后干气 ； 117- 压缩干气 ； 118-中冷碳三油吸收塔干。

31、气进料 ； 119-高压分离罐液相 ； 120-中冷碳三吸收剂进料中冷碳 三油吸收塔 ； 122- 粗碳三 ； 123- 甲烷氢。 具体实施方式 0038 下面结合实施例， 进一步说明本发明， 但本发明并不局限于实施例。 0039 实施例 1 0040 某炼油厂催化裂化压缩富气的摩尔组成见表 1。吸收稳定所用的粗汽油和轻柴油 的恩氏蒸馏数据见表 2。 0041 来自富气压缩机的压缩富气 101 与吸收塔底富吸收液 104 混合， 经冷却器 1 冷 却至 40， 进入气液分离罐 2 进行平衡分离， 汽液分离罐的操作温度为 40， 操作压力为 1.45MPa， 从气液分离罐出来的气相 103 进入。

32、吸收塔 3 底部。吸收塔的理论板数优选为 12， 操作压力为 1.37MPa， 塔顶温度为 43.2， 塔釜温度为 45.2， 在吸收塔中用粗汽油 102 和 补充吸收剂106作为吸收剂进入吸收塔顶部， 吸收富气中的C3、 C4组分， 补充吸收剂为来自 汽油稳定塔5塔釜的稳定汽油的一部分。 从吸收塔顶排出的贫气107进入再吸收塔4， 再吸 收塔的理论板数优选为 10， 操作压力为 1.35MPa， 塔顶温度为 45.8， 塔釜温度为 54.8， 轻柴油 108 进入再吸收塔 4 顶部， 吸收贫气中的汽油组分， 从再吸收塔 4 底部出富柴油 110 出界区， 从再吸收塔顶部排出干气 109。从气。

33、液分离罐分出的液体 105 与汽油稳定塔釜的 稳定汽油112换热后进入汽油稳定塔第20块塔板进行分馏， 汽油稳定塔的理论板数优选为 36， 操作压力为 1.0MPa， 塔顶温度为 -26.7， 塔釜温度为 170.1， 液化气 115 从汽油稳定 塔侧线第 10 块塔板抽出， 汽油稳定塔釜的稳定汽油 112 与汽油分离罐出的液体 105 换热后 一部分作为补充吸收剂106进入吸收塔， 一部分作为稳定汽油产品113出界区， 从汽油稳定 塔顶排出的干气 114 与从再吸收塔顶排出的干气 109 混合。控制汽油稳定塔釜的稳定汽油 中 C4 含量小于规定值， 汽油稳定塔顶采用冷剂进行冷凝。 0042 。

34、物流 109 和 114 的混合干气依次经过胺洗塔 7、 碱洗塔 8 和干燥净化器 9 后， 进入 干气压缩机 10 经过两段压缩升压至 3.8MPa， 从压缩机出口的干气经水冷却器后， 依次与中 冷碳三油吸收塔17的甲烷氢尾气、 低压分离罐15的液相蒸发气换冷后， 进入中冷碳三油吸 收塔前冷却器 16 中用冷剂冷至 -3， 然后进入中冷碳三油吸收塔底部， 中冷碳三油吸收塔 的理论板数优选为 10， 操作压力为 3.5MPa， 塔顶温度为 -25.6， 塔釜温度为 -28.8， 用 乙烯装置送来的粗碳三 122 作为吸收剂进入中冷碳三油吸收塔顶部吸收干气中的乙烯、 乙 烷， 粗碳三为来自乙烯装。

35、置脱乙烷塔的塔釜液， 其摩尔组成见表 3。中冷碳三油吸收塔底的 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A6/9 页 9 富含碳二组分的富液 121， 经与粗碳三换冷后， 返回乙烯装置的脱甲烷塔， 进而分离出乙烯 和乙烷。 0043 在中冷碳三油吸收塔中未被吸收的氢气、 氮气、 甲烷及夹带的少量碳三吸收剂从 中冷碳三油吸收塔顶排出， 进入冷箱12与膨胀机14出口的甲烷氢进行换冷后， 进入高压分 离罐 13， 高压分离罐操作压力为 3.5MPa， 从高压分离罐分离出的液相 119 作为吸收剂进入 至吸收塔第 4 块塔板， 从高压分离罐分离出的气体进入膨胀机进行制冷。膨。

36、胀机出口气体 进入低压分离罐 15 进行气液分离， 低压分离罐操作压力为 1.0MPa， 低压分离罐的液相经气 化回收冷量后返回干气压缩机入口， 从低压分离罐分离出的气体经回收冷量后去变压吸附 装置回收氢气和甲烷。 0044 表 1 催化裂化富气摩尔组成 0045 组分 摩尔组成 组分 摩尔组成 H2 0.2475 异丁烷 0.0411 空气 0.0918 正丁烷 0.0103 CO2 0.0108 1-C4H8 0.0502 H2S 0.0094 顺 - 丁烯 -2 0.0191 CH4 0.1203 反 - 丁烯 -2 0.0233 C2H6 0.0572 异戊烷 0.0233 C2H4 。

37、0.0609 正戊烷 0.0578 C3H6 0.1293 正己烷 0.0225 C3H8 0.0252 0046 表 2 粗汽油和轻柴油恩氏蒸馏数据 0047 项目 粗汽油 轻柴油 比重 0.7036 0.8847 初馏点 ( ) 34 184 10 58 240 50 108 287 90 182 346 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A7/9 页 10 终馏点 ( ) 200 356 0048 表 3 粗碳三摩尔组成 0049 组分 摩尔组成 组分 摩尔组成 C2H6 0.0004 C4H8 0.0873 C2H4 0.0000 C4H6 0.119。

38、2 C3H6 0.7036 C5H10 0.0256 C3H8 0.0266 C6H14 0.0019 C3H4 0.0257 C6H6 0.0069 C4H10 0.0025 C7H8 0.0003 0050 在本实施例中， 乙烯的回收率为 95.54。 0051 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A8/9 页 11 0052 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A9/9 页 12 说 明 书 CN 102382680 A CN 102382696 A1/2 页 13 图 1 说 明 书 附 图 CN 102382680 A CN 102382696 A2/2 页 14 图 2 说 明 书 附 图 CN 102382680 A 。