趙 雄

(西安澤灃網(wǎng)絡(luò)科技有限公司，西安 710061)

乙烯是石油化工基本有機原料之一，其生產(chǎn)水平代表著一個國家或地區(qū)石油化工行業(yè)的發(fā)展?fàn)顩r，其生產(chǎn)規(guī)模、成本、穩(wěn)定性、質(zhì)量等也會對整個石油化工聯(lián)合企業(yè)起到支配作用，因此乙烯裝置就成為關(guān)系全局的核心生產(chǎn)裝置[1-3]。脫乙烷塔是乙烯裝置分離系統(tǒng)的主要分離設(shè)備，其運行狀況直接影響乙烯、丙烯產(chǎn)品的質(zhì)量和收率。

本文對某乙烯裝置由于多次擴能改造及裂解爐多產(chǎn)烯烴等新技術(shù)的應(yīng)用，導(dǎo)致脫乙烷塔難以適應(yīng)目前的工藝條件，在生產(chǎn)中長期存在塔釜溫度偏低、脫丙烷塔壓力易偏高的問題，運用Aspen Plus軟件分析該問題產(chǎn)生的原因，并探討相關(guān)優(yōu)化改進措施。

1 工藝流程簡介及基本工藝條件

乙烯裝置分離系統(tǒng)采用美國LUMMUS順序分離流程[4]，脫乙烷塔設(shè)置在脫甲烷過程之后。裂解氣經(jīng)前冷系統(tǒng)和脫甲烷塔脫除氫氣、甲烷等輕組分后，由脫甲烷塔塔釜得到C2及以上餾分，作為脫乙烷塔的進料。脫乙烷塔進料組成(摩爾分?jǐn)?shù)，x)見表1。

表1 脫乙烷塔進料組成 x，%

脫乙烷塔共有58塊塔盤，進料分2股，一股進入第21塊塔盤，另一股進入第25塊塔盤，根據(jù)進料組分的輕重考慮進料位置。進料條件為：溫度6.3 ℃、壓力2.6 MPa、流量73 228 kg/h，塔回流位置在第1塊塔盤。脫乙烷塔的中沸器設(shè)置在第42塊塔盤采出，返回第41塊塔盤，與塔釜再沸器均采用急冷水(0.4 MPa、81 ℃)加熱，釜液送至脫丙烷塔；塔頂采出的氣相C2餾分送至C2加氫脫炔反應(yīng)器，并進一步精制分離出乙烯產(chǎn)品。

2 模擬結(jié)果與分析

2.1 模擬結(jié)果

運用Aspen Plus軟件對脫乙烷塔進行模擬[5]，模型的優(yōu)劣主要體現(xiàn)在模型對脫乙烷塔工藝參數(shù)和產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)模擬計算的準(zhǔn)確性，包括塔頂溫度、塔釜溫度、塔頂回流、塔釜熱負(fù)荷、塔頂和塔釜產(chǎn)品中關(guān)鍵組分濃度等[6-9]。模擬結(jié)果見表2。由表2可以看出：模型的計算結(jié)果和裝置實際運行數(shù)據(jù)吻合良好，說明模型選用的物性計算方法和模型參數(shù)可靠，模型能夠反映脫乙烷塔的真實運行狀況；導(dǎo)致脫乙烷塔塔釜溫度偏低、脫丙烷塔壓力偏高的主要原因是脫乙烷塔分離效率低，塔釜輕關(guān)鍵組分乙烷含量高，即再沸器提供的熱量偏少，不足以將塔釜過多的乙烷蒸餾至塔頂。

表2 脫乙烷塔的模擬計算結(jié)果

在實際生產(chǎn)中，操作人員對脫乙烷塔的中沸器和再沸器負(fù)荷進行調(diào)節(jié)，當(dāng)急冷水量調(diào)節(jié)至最大值時，塔釜溫度仍然不能滿足工藝指標(biāo)。

2.2 水力學(xué)分析

針對上述問題，對脫乙烷塔進行水力學(xué)分析，發(fā)現(xiàn)塔頂?shù)?至19層塔盤液泛因子在1左右，有輕微液泛現(xiàn)象，其原因是由于乙烯裝置多次擴能改造，并且裂解爐應(yīng)用了多產(chǎn)烯烴的裂解技術(shù)，脫乙烷塔進料組成和負(fù)荷已較當(dāng)初設(shè)計值發(fā)生較大改變，進料中烯烴含量增加，導(dǎo)致塔頂精餾段氣相負(fù)荷急劇增大，已經(jīng)達到其能力上限。第20層塔盤以下由于塔徑增大，液泛因子較小，尚能滿足生產(chǎn)要求，結(jié)果如圖1所示。

圖1 脫乙烷塔的水力學(xué)分析結(jié)果◆—液泛因子； ▲—液相負(fù)荷； ■—氣相負(fù)荷

2.3 操作參數(shù)靈敏度分析

根據(jù)目前脫乙烷塔的實際工藝條件，為保證其安全操作并減小對后系統(tǒng)的影響，壓力不作為系統(tǒng)調(diào)節(jié)參數(shù)，其值保持恒定；而脫乙烷塔的進料來自脫甲烷塔塔釜，中間沒有換熱器，因此進料溫度也不作為系統(tǒng)調(diào)節(jié)參數(shù)。

2.3.1回流比的影響回流比對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響如圖2所示。由圖2可知：增大回流比可以降低塔釜乙烷含量，但塔頂冷凝器熱負(fù)荷隨之急劇增大；當(dāng)回流比由表2模擬值的1.35增大到1.40，增大幅度為3.70%時，塔釜乙烷摩爾分?jǐn)?shù)由3.82%降低到3.80%，降低幅度為0.52%；冷凝器熱負(fù)荷由-5 152.1 kW增大到-5 342.2 kW，增大幅度為3.69%?？梢姡ㄟ^增大回流比降低脫乙烷塔塔釜乙烷含量的效果并不顯著；而隨著回流比的增大，C3冷劑制冷系統(tǒng)負(fù)荷隨之增大；但目前乙烯裝置制冷系統(tǒng)已處于大負(fù)荷運行狀態(tài)，因此不建議采用增大回流比的方法來降低塔釜乙烷含量。

圖2 回流比對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響◆—塔釜乙烷摩爾分?jǐn)?shù)； ■—冷凝器熱負(fù)荷。圖3～圖4同

圖3 塔頂采出量對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響

2.3.2塔頂采出量的影響塔頂采出量對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響見圖3。由圖3可以看出：增大脫乙烷塔塔頂C2采出量可以降低塔釜乙烷含量，但塔頂冷凝器熱負(fù)荷隨之增大；當(dāng)塔頂采出量由表2模擬值的48 054 kg/h增大到48 754 kg/h，增幅為1.46%時，塔釜乙烷摩爾分?jǐn)?shù)由3.82%降低到0.35%，降幅為90.84%；冷凝器熱負(fù)荷由-5 152.1 kW增大到-5 234.1 kW，增幅為1.59%?？梢姡捎迷龃笏敳沙隽拷档兔撘彝樗彝楹康男Ч^顯著。

2.3.3進料位置的影響進料位置對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響見圖4。由圖4可以看出：降低進料位置可以降低脫乙烷塔塔釜乙烷含量，塔頂冷凝器熱負(fù)荷隨之減??；當(dāng)進料位置由表2模擬值的第21層塔盤降低至第25層塔盤時，塔釜乙烷摩爾分?jǐn)?shù)由3.82%降低到3.72%，降低幅度為2.62%；冷凝器熱負(fù)荷由-5 152.1 kW降低到-5 150.5 kW，降低幅度為0.03%?？梢?，表2的模擬工況進料相對較重，在第25塊塔盤進料可以減少物料返混，更有利于塔釜乙烷的分離。

圖4 進料位置對塔釜乙烷含量及冷凝器熱負(fù)荷的影響

3 優(yōu)化模擬研究

根據(jù)上述分析，脫乙烷塔目前主要處于制冷系統(tǒng)高負(fù)荷工況運行，冷凝器熱負(fù)荷已處于調(diào)整上限；在再沸器現(xiàn)有換熱面積不變的條件下，急冷水熱源已不能滿足現(xiàn)有裝置負(fù)荷的熱量需求。

針對上述問題，采用將再沸器加熱介質(zhì)改為0.35 MPa低壓蒸汽、增大塔頂C2采出量、調(diào)整為第25塊塔盤進料的優(yōu)化方法，提高脫乙烷塔塔釜溫度，降低乙烯損失。優(yōu)化工況的模擬結(jié)果見表3。表3可知：采用優(yōu)化后的操作參數(shù)，可使脫乙烷塔在不增大冷凝器熱負(fù)荷的條件下，將塔釜乙烷摩爾分?jǐn)?shù)由表2模擬值的3.82%降低到0.30%，降幅為92.15%，塔釜溫度由69.6 ℃升高至73.1 ℃，滿足塔釜輕關(guān)鍵組分分離指標(biāo)的熱負(fù)荷需求。但對優(yōu)化后各塔盤的水力學(xué)計算發(fā)現(xiàn)塔頂?shù)?至19層塔盤液泛因子仍在1左右，液泛現(xiàn)象并沒有改善；可見目前脫乙烷塔塔頂精餾段處理能力已達上限。

表3 脫乙烷塔的優(yōu)化模擬結(jié)果

4 結(jié) 論

(1)應(yīng)用Aspen Plus軟件建立的脫乙烷塔模型，模擬結(jié)果與裝置實際運行數(shù)據(jù)吻合較好，模型可以真實反映裝置的實際運行狀態(tài)。

(2)在現(xiàn)有設(shè)備條件及工況下，造成脫乙烷塔塔釜溫度偏低、脫丙烷塔壓力易偏高的主要原因是脫乙烷塔塔釜乙烷含量偏高，再沸器加熱介質(zhì)(急冷水)已不能滿足脫乙烷塔正常生產(chǎn)所需的熱量；或在現(xiàn)有加熱介質(zhì)條件下，再沸器換熱面積已不能滿足生產(chǎn)需求。

(3)在現(xiàn)有進料組成條件下，將脫乙烷塔進料口向下移動、增大塔頂C2采出量，有利于降低塔釜乙烷含量。

(4)采用0.35 MPa低壓蒸汽作為脫乙烷塔再沸器熱源，能夠有效改善塔釜溫度偏低、脫丙烷塔壓力易偏高的問題。

(5)采用將再沸器加熱介質(zhì)改為0.35 MPa低壓蒸汽、增大塔頂C2采出量、調(diào)整為第25塊塔盤進料的優(yōu)化方法，并不能改善脫乙烷塔精餾段的液泛問題；建議增大精餾段塔徑或增加塔盤的開孔率，以降低塔盤的氣相阻力，從而緩解液泛現(xiàn)象；但在現(xiàn)有塔盤和塔徑條件下，脫乙烷塔精餾段的處理能力已達上限。