宋舉業(yè)，張 悅，喬德剛，劉永智，任研研，賀黎明

(中國(guó)石化洛陽(yáng)分公司，河南 洛陽(yáng) 471012)

中國(guó)石化洛陽(yáng)分公司(簡(jiǎn)稱洛陽(yáng)分公司)2號(hào)連續(xù)催化重整(簡(jiǎn)稱重整)裝置生產(chǎn)的化工輕油和2號(hào)芳烴抽提裝置生產(chǎn)的抽余油混合后，作為乙烯原料供應(yīng)中國(guó)石化中原石油化工有限責(zé)任公司蒸汽裂解裝置。目前2號(hào)重整裝置生產(chǎn)的化工輕油，受制于蒸氣壓指標(biāo)限制，需要再供1號(hào)重整裝置正戊烷/異戊烷分離塔(C202)分離出異戊烷組分，C202塔底的組分滿足乙烯料的蒸氣壓指標(biāo)要求。為解決此問(wèn)題，利用Aspen HYSYS模擬軟件建立2號(hào)重整裝置C4/C5分離塔(T202)的模型，并在模型基礎(chǔ)上對(duì)塔的操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，最終實(shí)現(xiàn)停用C202，通過(guò)T202單塔生產(chǎn)化工輕油的目標(biāo)。

1 工藝流程及存在的問(wèn)題

洛陽(yáng)分公司目前由2號(hào)重整裝置生產(chǎn)化工輕油的流程如圖1所示。2號(hào)重整裝置預(yù)加氫分餾塔(T102)塔頂拔頭油和脫戊烷塔(T201)塔頂液化氣混合后進(jìn)入T202，T202塔頂無(wú)硫液化氣供下游丁烷回收裝置，塔底化工輕油送入1號(hào)重整裝置C202進(jìn)行再分離，塔頂分離出的異戊烷送至1號(hào)催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，塔底化工輕油送至化工輕油罐區(qū)作為乙烯調(diào)合料。

T202共有40層塔板，按C4/C5分離塔設(shè)計(jì)，但在實(shí)際生產(chǎn)中其既要分離C4/C5，還要分離正、異戊烷，而由于正、異戊烷沸點(diǎn)相差較小，設(shè)計(jì)塔板數(shù)不足，無(wú)法滿足正戊烷、異戊烷分離要求[1]。具體地講，T202塔底化工輕油中異戊烷的質(zhì)量分?jǐn)?shù)高達(dá)26%，正丁烷質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3%，導(dǎo)致化工輕油蒸氣壓(37.8 ℃，下同)超出90 kPa的指標(biāo)值。據(jù)統(tǒng)計(jì)，自裝置開(kāi)工以來(lái)，T202塔底油蒸氣壓分析合格率僅為29%。重整裝置只能通過(guò)T202和C202兩塔接力的模式生產(chǎn)合格的化工輕油。

上述兩塔接力運(yùn)行的模式存在如下問(wèn)題：①裝置運(yùn)行成本高。C202塔底1.0 MPa蒸汽消耗量為4 t/h，塔底泵(P200)電機(jī)功率為15 kW，塔頂回流泵(P207)電機(jī)功率為75 kW，塔頂濕式空氣冷卻器(A204)水泵功率為15 kW，風(fēng)機(jī)功率為11 kW，目前開(kāi)1臺(tái)水泵，2臺(tái)風(fēng)機(jī)。根據(jù)洛陽(yáng)分公司裝置運(yùn)行成本，按低壓蒸汽價(jià)格148元/t、凝結(jié)水價(jià)格16元/t、工業(yè)電均價(jià)0.6元/(kW·h)計(jì)算，C202的運(yùn)行成本為522萬(wàn)元/a。②1號(hào)重整裝置無(wú)法徹底停用。由于C202仍在運(yùn)行，1.0 MPa蒸汽、凝結(jié)水系統(tǒng)、循環(huán)水系統(tǒng)、低壓瓦斯系統(tǒng)等無(wú)法停用，1號(hào)重整裝置仍需定時(shí)巡檢、采樣，而由于大部分工作人員在2號(hào)重整裝置，當(dāng)1號(hào)重整裝置C202出現(xiàn)異常情況時(shí)，應(yīng)急處置響應(yīng)時(shí)間長(zhǎng)，存在一定的安全風(fēng)險(xiǎn)。

圖1 2號(hào)重整裝置優(yōu)化前生產(chǎn)化工輕油的流程示意

2 模型的建立及校核

2.1 模型建立思路

T202塔底油中各烴類的蒸氣壓見(jiàn)表1。由表1可知，C5及以下輕組分的蒸氣壓均大于90 kPa。正戊烷是優(yōu)質(zhì)的乙烯原料，所以要保證T202塔底油蒸氣壓合格，除了塔底油中不能有C4及以下輕組分外，應(yīng)盡量降低其異戊烷的含量。因此，雖然T202設(shè)計(jì)為C4/C5分離塔，但在實(shí)際工況中，不僅需要將T202進(jìn)料中的C4及以下組分分離出來(lái)，還需要具備正戊烷、異戊烷分離的功能，將異戊烷也拔出。目前T202塔底油蒸氣壓不合格，主要是因?yàn)門(mén)202塔底油中異戊烷含量高。如果能建立T202的模型，通過(guò)模擬計(jì)算找到優(yōu)化方法將塔底異戊烷提至塔頂，降低塔底異戊烷含量，就可以降低T202塔底油的蒸氣壓。

表1 T202塔底油中各烴類的蒸氣壓 kPa

2.2 模型的建立及校核

應(yīng)用Aspen HYSYS模擬軟件建立T202的模型，組分包選用軟件自帶的CatReflsom，物性包選用SRK[2-3]。對(duì)T202做如下設(shè)計(jì)規(guī)定：回流量40 t/h，塔頂氣相流量0.1 t/h，塔底溫度135.5 ℃。模型建立后，將物料平衡、操作參數(shù)、產(chǎn)品性質(zhì)的模擬值和實(shí)際值進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果見(jiàn)表2。

表2 模擬值與實(shí)際值對(duì)比

由表2可知：模型的模擬值與實(shí)際值接近，物料平衡相對(duì)誤差小于1%，滿足模型應(yīng)用的要求[4]；T202進(jìn)料溫度、塔頂溫度、塔底溫度、回流溫度相差在3 ℃內(nèi)，說(shuō)明模擬計(jì)算的全塔溫度分布與實(shí)際全塔溫度分布基本一致；塔底油組成的模擬值與化驗(yàn)分析實(shí)際值的誤差大部分小于5%；塔底油蒸氣壓誤差小于1%；塔頂液化氣組成模擬值與化驗(yàn)分析實(shí)際值存在一定誤差，一是由于甲烷、乙烷、正戊烷等含量較低，導(dǎo)致誤差較大，二是由于物料平衡中甲烷、乙烷、異丁烷、正丁烷的進(jìn)料、出料單體烴流量相對(duì)誤差超過(guò)10%(如表3所示)，說(shuō)明化驗(yàn)分析數(shù)據(jù)或進(jìn)出物料流量計(jì)存在一定誤差。綜上可見(jiàn)，所建模型與實(shí)際生產(chǎn)基本相符，可反映各產(chǎn)品組成及蒸氣壓的變化趨勢(shì)，因此可用于下一步的優(yōu)化分析。

表3 T202物料平衡計(jì)算結(jié)果

3 塔板水力學(xué)核算

根據(jù)目前操作條件，在模型中將T202分為3段對(duì)T202作塔板水力學(xué)核算。其中，第1～20層塔板為精餾段，第21層塔板為進(jìn)料層，第22～40層塔板為提餾段。T202塔板參數(shù)及模型水力學(xué)計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表4。在操作條件優(yōu)化前，T202中氣相、液相流量的逐板分布見(jiàn)表5。

表4 T202塔板參數(shù)及模型水力學(xué)計(jì)算結(jié)果

表5 操作條件優(yōu)化前T202氣相、液相流量的逐板分布 t/h

結(jié)合表4和表5可知：在精餾段，塔的氣相流量均在液泛最大氣相流量和漏液最小氣相流量之間，液相流量也介于最大溢流強(qiáng)度和最小溢流強(qiáng)度之間，說(shuō)明精餾段的操作點(diǎn)均在最佳操作區(qū)間；從進(jìn)料21層塔板至整個(gè)提餾段，塔板上的液相流量由55 t/h增加到90 t/h以上，且從第27層塔板開(kāi)始，塔板上的液相量超過(guò)了最大溢流強(qiáng)度，塔板液相流速大于113.7 m3/(h·m)的最大堰負(fù)荷流速，即單位堰高的流速超過(guò)了最大值，此時(shí)降液管的持液量大于板間距的50%，說(shuō)明提餾段塔板上液相流速過(guò)大，主要是因?yàn)樵谶M(jìn)料溫度90.79 ℃的工況下，進(jìn)料氣相分率較低，僅為6.5%。大量液相進(jìn)入后，導(dǎo)致塔板堰負(fù)荷大幅增加，降液管存在液泛可能，影響T202提餾段分離精度[5-6]。根據(jù)塔板水力學(xué)核算結(jié)果，T202的精餾段操作點(diǎn)滿足分離要求，提餾段存在降液管液泛的可能，需要對(duì)塔的操作進(jìn)行優(yōu)化，提高進(jìn)料溫度，提高進(jìn)料汽化率，降低塔提餾段降液管持液量，從而提高分離精度。

4 模型優(yōu)化測(cè)算結(jié)果

4.1 T202塔底溫度的優(yōu)化

在目前模型設(shè)計(jì)規(guī)定條件下，將T202塔底溫度由135.50 ℃提至138.50 ℃(提溫時(shí)分次操作，每次提溫0.50 ℃，待穩(wěn)定后再次提溫)，對(duì)塔的操作進(jìn)行優(yōu)化。塔底溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)、產(chǎn)品分布、產(chǎn)品組成、燃料和動(dòng)力消耗(簡(jiǎn)稱燃動(dòng)消耗)及塔底油蒸氣壓的變化情況見(jiàn)表6。

表6 塔底溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)及分離效果的對(duì)比

由表6可以看出，T202塔底溫度由135.50 ℃升高到138.50 ℃時(shí)，塔的進(jìn)料溫度降低6.57 ℃，塔頂溫度升高10.36 ℃。這主要是因?yàn)殡S著塔底溫度升高，塔底產(chǎn)物中的輕組分被汽提至塔頂，雖然塔底溫度升高3 ℃，但是塔底產(chǎn)物流量減少3.81 t/h，經(jīng)過(guò)進(jìn)出物料換熱器(E209)時(shí)，給進(jìn)料換熱量減少，導(dǎo)致進(jìn)料溫度降低6.57 ℃。塔頂溫度的升高主要是因?yàn)樵O(shè)計(jì)規(guī)定塔頂回流量40 t/h不變，已經(jīng)達(dá)到了回流泵的最大流量，塔底熱推動(dòng)力提高，塔頂冷推動(dòng)力降低，導(dǎo)致頂溫升高。

由表6還可以看出，塔底溫度提高3.00 ℃，塔底輕組分汽提至塔頂，塔頂液化氣流量增加3.81 t/h，C5+體積分?jǐn)?shù)增加15.58百分點(diǎn)，由于液化氣總量增加，液化氣中C3+C4體積分?jǐn)?shù)降低13.70百分點(diǎn)，供下游丁烷回收裝置的C5+流量由優(yōu)化前的2.78 t/h增加至6.09 t/h，共增加了3.31 t/h，此時(shí)需對(duì)下游丁烷回收裝置的C5分離塔進(jìn)行核算，以判斷能否滿足C5+含量增加后的分離要求。

此外，塔底溫度提高3.00 ℃，塔底油流量降低3.81 t/h，主要是由于塔底油中的異戊烷體積分?jǐn)?shù)降低了7.5百分點(diǎn)。優(yōu)化前，由于塔底油蒸氣壓不合格，需要進(jìn)C202進(jìn)行正戊烷/異戊烷分離，其中塔頂4 t/h的異戊烷和正戊烷的混合物供下游1號(hào)催化裂化裝置吸收穩(wěn)定單元，塔底可作蒸汽裂解原料的化工輕油為11.98 t/h；優(yōu)化后，T202塔底油蒸氣壓合格，12.17 t/h的塔底油可直接作為化工輕油產(chǎn)品，與優(yōu)化前相比，化工輕油產(chǎn)量增加0.19 t/h。優(yōu)化調(diào)整后，1號(hào)重整裝置正戊烷/異戊烷分離塔C202停用，塔頂異戊烷不再去1號(hào)催化裂化裝置，可減少1號(hào)催化裂化裝置回?zé)捔?，降低吸收穩(wěn)定負(fù)荷，降低1號(hào)催化裂化液化氣中C5含量。

由于塔底溫度提高，T202塔底熱負(fù)荷增加405.56 kW，對(duì)應(yīng)再沸器蒸汽耗量由優(yōu)化前的8.38 t/h增加至8.99 t/h，塔頂冷卻負(fù)荷增加269.44 kW，對(duì)應(yīng)空氣冷卻器電耗增加1.89 kW·h，運(yùn)行成本增加72萬(wàn)元/a，1號(hào)重整裝置C202停運(yùn)后，運(yùn)行成本降低522萬(wàn)元/a。綜上，優(yōu)化后裝置運(yùn)行成本降低450萬(wàn)元/a。

將塔底溫度由135.50 ℃升至138.50 ℃的過(guò)程中，塔底油蒸氣壓隨塔底溫度的變化情況見(jiàn)圖2。

圖2 塔底油蒸氣壓隨塔底溫度變化情況

由圖2可知：隨著塔底溫度升高，塔底油的蒸氣壓呈線性降低；在其他操作條件不變的情況下，塔底溫度每升高1.00 ℃，塔底油蒸氣壓降低2.65 kPa；當(dāng)塔底溫度高于138.00 ℃時(shí)，塔底油蒸氣壓小于90 kPa，滿足化工輕油蒸氣壓指標(biāo)要求。

4.2 T202進(jìn)料溫度的優(yōu)化

由塔板水力學(xué)核算可知，由于進(jìn)料液相負(fù)荷過(guò)大，導(dǎo)致T202提餾段塔板操作點(diǎn)超過(guò)最大溢流強(qiáng)度，存在降液管液泛的可能，可通過(guò)提高進(jìn)料溫度、提高進(jìn)料汽化率來(lái)降低進(jìn)料液相流量。由于T202塔底溫度提高3.00 ℃后，T202塔底油量減少，導(dǎo)致T202進(jìn)出物料換熱器E209的殼程出口溫度，即T202進(jìn)料溫度由優(yōu)化前的90.79 ℃降至84.22 ℃。利用模型在E209換熱器出口至T202進(jìn)料口之間增上一個(gè)蒸汽加熱器E209-2，從進(jìn)料溫度84.22 ℃開(kāi)始，提高進(jìn)料溫度，考察T202進(jìn)料溫度對(duì)分餾塔精餾效率、進(jìn)料汽化率及E209-2蒸汽耗量的影響。正常操作工況下，塔板上不發(fā)生漏液、液泛，塔板液相量應(yīng)介于最大溢流強(qiáng)度和最小溢流強(qiáng)度之間，以操作點(diǎn)在正常操作工況區(qū)域的塔板數(shù)量反映T202的精餾效率。進(jìn)料汽化率及正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)與進(jìn)料溫度的關(guān)系見(jiàn)圖3。

圖3 進(jìn)料汽化率及正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)隨進(jìn)料溫度的變化●—塔板數(shù)； ■—進(jìn)料汽化率

由圖3可知：隨著進(jìn)料溫度由84.22 ℃提高至102.00 ℃，進(jìn)料汽化率逐漸增大，且每提高相同溫度時(shí)的增幅越來(lái)越大；當(dāng)進(jìn)料溫度低于100.00 ℃時(shí)，正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)隨進(jìn)料溫度的增加沒(méi)有明顯增加；當(dāng)進(jìn)料溫度由100.00 ℃提高至102.00 ℃時(shí)，正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)由26增加至40，說(shuō)明進(jìn)料汽化率在22%以上時(shí)，塔的分離精度大幅提高。

當(dāng)進(jìn)料溫度為102.00 ℃時(shí)，T202的氣相、液相流量逐板分布見(jiàn)表7，此時(shí)40層塔板的操作點(diǎn)均在正常操作工況區(qū)域，此時(shí)塔的每層塔板降液管持液量小于板間距的45%，全塔塔板效率較高，塔的分離效果較好。

表7 操作條件優(yōu)化后T202氣相、液相流量的逐板分布 t/h

進(jìn)料溫度優(yōu)化前后，T202的操作參數(shù)、產(chǎn)品分布、產(chǎn)品組成、燃動(dòng)消耗及塔底油蒸氣壓的變化情況見(jiàn)表8。

由表8可知：T202進(jìn)料溫度優(yōu)化后，塔底油中異戊烷體積分?jǐn)?shù)降低1.25百分點(diǎn)，塔底油蒸氣壓降低0.81 kPa；塔頂冷卻負(fù)荷增加10.78 kW；塔底熱負(fù)荷減少858.89 kW，新增蒸汽加熱器E209-2的熱負(fù)荷增加869.27 kW，優(yōu)化前塔頂冷卻負(fù)荷加上塔底熱負(fù)荷共計(jì)11 761.11 kW，優(yōu)化后總熱負(fù)荷增加21.16 kW，增加幅度為0.18%，燃動(dòng)消耗并未明顯增加，對(duì)應(yīng)蒸汽耗量增加0.016 t/h，電耗增加0.076 kW·h，運(yùn)行成本僅增加2萬(wàn)元/a。

表8 進(jìn)料溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)及分離效果的對(duì)比

5 結(jié) 論

(1)模型工況下，T202塔底溫度提高至138.50 ℃以上可滿足T202塔底油蒸氣壓小于90 kPa的指標(biāo)要求，可停用C202，實(shí)現(xiàn)1號(hào)重整裝置停工備用的目標(biāo)，節(jié)省運(yùn)行成本達(dá)450萬(wàn)元/a。

(2)優(yōu)化后，C202塔頂異戊烷不再去1號(hào)催化裂化裝置，可降低1號(hào)催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作負(fù)荷，降低1號(hào)催化裂化裝置液化氣中的C5含量，去罐區(qū)化工輕油量增加0.19 t/h，T202塔頂無(wú)硫液化氣中C5+組分流量增加3.31 t/h。

(3)T202目前的進(jìn)料溫度偏低，造成T202提餾段操作點(diǎn)超過(guò)最大溢流強(qiáng)度，存在因降液管液泛導(dǎo)致提餾段分離精度降低的可能，可通過(guò)尋找合適熱源或增上蒸汽加熱器等措施，將進(jìn)料溫度提高至102.00 ℃，此時(shí)經(jīng)塔板水力學(xué)核算，所有40層塔板操作點(diǎn)均在正常操作工況區(qū)域，塔底油中異戊烷體積分?jǐn)?shù)降低1.25百分點(diǎn)，塔底油蒸氣壓降低0.81 kPa，燃動(dòng)消耗并未明顯增加，運(yùn)行成本僅增加2萬(wàn)元/a。