王振華

(中海油石化工程有限公司，山東 青島 266061)

加氫裝置中汽提塔的主要作用是將低分油中的短鏈烴類化合物(C1～C4)及H2S等組分汽提出來，以便餾分油進入下游的分餾塔生產(chǎn)出合格目標產(chǎn)品。汽提塔的選型、操作壓力、進料溫度、塔板數(shù)及進料位置等因素都直接影響著汽提效果及整個汽提系統(tǒng)的能耗大小。因此，對汽提塔進行模擬計算和分析各操作條件對分離效率的影響，對工藝設(shè)計及實際生產(chǎn)都有積極的意義。

1 流程簡介

混氫的原料油經(jīng)過加氫反應后生成的反應產(chǎn)物，通過高壓換熱器與混氫后的原料油換熱至140℃，進入高壓空冷器冷卻至50℃，再進入冷高壓分離器，分離出的氣相為循環(huán)氫進入循環(huán)氫壓縮機；液相降壓至進入低壓分離器進一步分離，氣相為含有H2S的低分氣；液相為低分油須汽提出低分油中的短鏈烴類化合物(C1～C4)及H2S等組分，然后再進入分餾塔分餾獲得產(chǎn)品。本文主要就低分油汽提塔的相關(guān)工藝設(shè)計過程中的工藝參數(shù)優(yōu)化過程加以討論。

2 進料數(shù)據(jù)

低分油中C5+組分密度為：846 kg/m3@20℃，加工量為35 t/h。

表1 低分油組分Table 1 Component of oil from low pressure cold separator

表2 C5+組分D86餾程Table 2 C5+ Component D86 distillation range

3 汽提塔操作壓力的確定

本項目中汽提塔的操作壓力是根據(jù)塔頂餾出產(chǎn)品能克服冷換設(shè)備及管線、管件的壓力降，順利流回至回流罐或其它目的地(本項目目的地為焦化裝置脫硫塔)的壓力。汽提塔塔頂氣含有H2S，需要送至焦化裝置脫硫塔(操作壓力現(xiàn)為0.55MPa(G))進行脫硫，考慮管路輸送過程中的壓力損失50kPa，汽提塔塔頂氣壓力定為0.6MPa(G)。

4 汽提塔類型的選擇

汽提塔有干式汽提和濕式汽提。干式汽提主要是通過塔底再沸器提供全塔的熱負荷；濕式汽提是在塔底通入過熱水蒸汽，在溫度和壓力一定時，降低油氣分壓，增加汽化率，即提高產(chǎn)品中輕組分的拔出率，從而脫除產(chǎn)品中輕組分。

本項目中產(chǎn)品對H2S的控制指標比較嚴格，H2S在塔底油中的質(zhì)量分數(shù)不高于1 ppm。在計算模擬過程中，若要使塔底油中H2S的質(zhì)量分數(shù)達到上述目標，對于干式汽提塔來說可通過提高進料溫度或提高塔底加熱負荷情況下，增加塔頂回流比來實現(xiàn)設(shè)計目標；而濕式汽提塔由于塔底沒有熱源，塔內(nèi)的熱量提供主要靠原料自身所帶熱量及蒸汽本身的熱量，因此，濕式汽提塔只能通過提高塔進料溫度和增加汽提蒸汽用量。而汽提蒸汽量一般占進料質(zhì)量分數(shù)的2%～3%，若汽提蒸汽量過大，汽提蒸汽會塔盤上生成冷凝水，形成油水兩相，分餾效果差。因此，在上述蒸汽量調(diào)節(jié)范圍有限的基礎(chǔ)上，只能通過提高進料溫度來實現(xiàn)上述控制指標。

表3為塔板數(shù)按10塊理論板計算，進料位置按第3塊理論板(塔板編號自上而下)模擬計算結(jié)果。

表3 汽提塔模擬數(shù)據(jù)Table 3 Stripper simulation data

通過表3可以看出，要實現(xiàn)H2S在塔底油中的質(zhì)量分數(shù)不高于1ppm的目標，濕式汽提塔的進料溫度非常高，對應的進料加熱器及塔頂空空冷器的熱負荷也非常大，整體能耗高。因此本項目汽提選擇干式汽提塔較適宜。

5 進料位置

最佳進料板位置，本文主要從相同分離要求及塔板數(shù)下，回流比最小或冷凝器、再沸器熱負荷最小這個方面進行比較[1]。由于汽提塔頂氣中H2S含量較高，塔頂餾出液不做產(chǎn)品產(chǎn)出，為全回流操作。適當汽提塔的進料位置，有利于產(chǎn)品的汽提效果，節(jié)省全全塔能耗。本項目通過逐塊塔板進料，來模擬汽提塔系統(tǒng)，計算各進料位置下的全塔能耗，尋找最佳進料位置。模擬過程中，按總塔板數(shù)10塊理論塔板考慮。產(chǎn)品指標為汽提塔底油中H2S質(zhì)量分數(shù)1ppm，塔頂冷后溫度為40℃計算，進料溫度按170℃。塔的進料位置與塔頂、塔底負荷詳細數(shù)據(jù)見表4。

表4 進料位置優(yōu)化數(shù)據(jù)(進料溫度170℃)Table 4 Feed position optimization data(Feed temperature 170℃)

從表4中可以看出，按汽提塔全塔總塔板為10理論板考慮，進料位置自第3塊理論板全塔負荷最小，全塔最節(jié)能。

6 進料溫度

在已確定進料位置的基礎(chǔ)上，通過調(diào)整低分油的進塔溫度，確定最佳進料溫度。餾分油的原始溫度按(即進料加熱器進口溫度)按100℃考慮。

表5 不同進料溫度下的塔負荷Table 5 Tower heat load at different feed temperatures

由表5可以看出，系統(tǒng)熱負荷(進料加熱器+塔底再沸器+冷凝器)與初始溫度成正比，即初始溫度越高，整個系統(tǒng)的總負荷就越高。而全塔負荷(塔底再沸器+冷凝器)時最低時，進料溫度為155℃，此時與進料塔板處的溫度一致。

從整個系統(tǒng)節(jié)能的角度考慮，應該盡量降低溫度，以節(jié)約系統(tǒng)用能；而在實際生產(chǎn)過程中應從全塔用能最小來確定塔進料溫度。這是由于進料溫度越低，塔底再沸器的熱負荷就越高(由表5可以看出)，從而塔底再沸器中的餾分油的溫位也越高，需要較高加熱熱源，越難利用現(xiàn)有裝置中的熱源作為加熱介質(zhì)。所以本塔的進料溫度確定為155℃。

7 塔板數(shù)

塔板數(shù)越多，越有利于物料的分餾，整個塔系統(tǒng)能耗也越低。但是，隨著塔板數(shù)的增加，整個塔的熱負荷變化趨于平緩，此時塔板數(shù)的增加對全塔的能耗影響逐漸減小，此拐點處的對應的塔板數(shù)為最佳塔板數(shù)。本項目中進料位置按第3塊板進料，調(diào)整塔板數(shù)，計算全塔熱負荷數(shù)據(jù)如表6。

表6 塔板數(shù)與全塔熱負荷數(shù)據(jù)表Table 6 Tray's number versus tower heat load of tower

由于表6可以看出，當塔板數(shù)增加至20塊時，隨著塔板數(shù)的增加，全塔熱負荷減小趨勢相對緩慢，因此該汽提塔板數(shù)確定為20塊塔板。

8 再沸器類型選擇

各種類型的再沸器各有優(yōu)缺點和適用場合，操作壓力、設(shè)計溫差、結(jié)垢性、黏度和餾分油的加熱沸程都影響再沸器類型的選擇[2]。本項目中經(jīng)模擬計算，塔底油的進料溫度及返回溫度分別為200℃和241℃(氣化率)。由于本項目下游的分餾塔及側(cè)線塔塔底需要較多高溫位(290～320℃)的塔底熱源，因此從節(jié)省投資角度，宜選用導熱油做塔底加熱介質(zhì)。再沸器的形式主要有熱虹吸式重沸器和釜式再沸器。本項目中的塔底物料的的粘度小(～0.24cP)、且油品不容易結(jié)焦，因此宜選用傳熱系數(shù)高，設(shè)備投資相對較小的熱虹吸式型式再沸器。而熱負荷較大(1236 kW)，再沸器換熱面積為124 m3，殼體較大，宜選擇臥式循環(huán)式再沸器，以便于安裝及平時的檢修。

9 結(jié)論

1)汽提塔操作壓力根據(jù)塔頂氣后續(xù)加工設(shè)備壓力確定；

2)根據(jù)項目中對塔底油中H2S含量的指標要求，選擇以再沸器為塔底熱源的干式汽塔更容易達到項目要求；

3)根據(jù)全塔用能負荷較小的原則，確定了汽提原料的進料溫度、塔板數(shù)及進位置；

4)汽提塔底油品性質(zhì)及再沸器負荷選擇再沸器的設(shè)備結(jié)構(gòu)型式。