孫志巖，劉小雋，齊向陽

（遼寧石化職業(yè)技術(shù)學(xué)院， 遼寧 錦州 121001）

石油烴類溶劑油的應(yīng)用領(lǐng)域非常廣泛。溶劑油在油漆涂料、印刷油墨、皮革、農(nóng)藥、殺蟲劑、橡膠、化工聚合中間體等諸多方面具有廣泛應(yīng)用。溶劑油主要由鏈烷烴、環(huán)烷烴和芳香烴等烴類混合物組成，餾分范圍較寬。不同行業(yè)對(duì)溶劑油的成分要求具有明顯差異性。因此，餾分的切割是溶劑油生產(chǎn)工藝中至關(guān)重要的步驟。SIMSIC 公司開發(fā)的PRO/II 是國內(nèi)外化工流程模擬的重要軟件。PRO/II 在石油化工行業(yè)具有廣泛適用性，可提供復(fù)雜、正確及可靠的模擬結(jié)果[1]。其中，精餾塔模型不僅可以為石油餾分的切割提供可靠的工藝分析和優(yōu)化的設(shè)計(jì)方案，還可以提供熱量平衡和物料平衡數(shù)據(jù)，節(jié)約單元操作的能耗和物耗，從而提高企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益[2-3]。

本文借助PRO/II 軟件對(duì)C12-C20 正構(gòu)烷烴溶劑油的餾分切割進(jìn)行了工藝分析，優(yōu)化了精餾塔的設(shè)計(jì)方案，核算了分離過程的物料平衡及冷換設(shè)備的熱負(fù)荷。PRO/II 軟件的模擬結(jié)果為精餾塔的工藝設(shè)計(jì)和溶劑油的工業(yè)應(yīng)用提供了重要指導(dǎo)。

1 原料油組成及產(chǎn)品純度

本案例擬分離的原料油組成見表1。原料油質(zhì)量流量為12 000 kg/h。分離要求為：正十二烷 ～ 正十四烷為產(chǎn)品P1；正十五烷+正十六烷為產(chǎn)品P2；正十七烷+正十八烷為產(chǎn)品P3；正十九烷+正二十烷為產(chǎn)品P4；各產(chǎn)品純度均≥99 wt%。

表1 原料油組成Tab.1 The feedstock composition

2 PRO/II 模型的建立

在建立模型之前，選擇合適的熱力學(xué)方法是工藝流程模擬中一個(gè)重要且必要的步驟。PRO/II 軟件提供了一系列工業(yè)標(biāo)準(zhǔn)的方法，以便于模擬石油化工過程中復(fù)雜物系的熱力學(xué)性質(zhì)，例如：汽-液平衡常數(shù)、液-液平衡常數(shù)、黏度、揮發(fā)度、熱導(dǎo)率等。鑒于實(shí)際應(yīng)用中每種熱力學(xué)方法的局限性，選擇合適的熱力學(xué)方法是準(zhǔn)確模擬工藝過程的關(guān)鍵[4]。普遍化方法包括：SRK 方程、PR 方程、GS 方程、BK10 方程等。其中，PR 方程普遍適用于煉油過程的烴類物系，因此本案例熱力學(xué)方法選用了PR 方程。

根據(jù)原料油組成和分離要求，在PRO/II 軟件中建立了工藝流程（圖1），模型中共包括4 座精餾塔：C101、C102、C103 和C104?？紤]到工程建設(shè)中實(shí)際塔設(shè)備的高度，借助PRO/II 的捷算塔模型確定了各精餾塔的理論板數(shù)。在精餾塔模型中，對(duì)精餾塔C101 ～ C104 分別輸入了設(shè)計(jì)規(guī)定（表2），擬通過調(diào)控進(jìn)料位置、回流量和塔頂采出量分別獲得質(zhì)量合格的塔頂產(chǎn)品P1 ～ P4。原料C12 ～ C20 烷烴組分分子量大、沸點(diǎn)高，且在高溫下餾出產(chǎn)品易變質(zhì)而生成焦炭，嚴(yán)重影響正常生產(chǎn)[4]。各精餾塔可以通過降低蒸餾壓力，降低原料油沸點(diǎn)范圍避免類似情況發(fā)生，因此本案例各精餾塔均采用減壓塔?？紤]到精餾操作中，上升氣流通過塔板（或填料）時(shí)需克服塔板（或填料）阻力、液層的靜壓強(qiáng)和液體的表面張力等阻力，本案例將各精餾塔壓降設(shè)置為3 kPa。同時(shí)，設(shè)置各精餾塔模型的冷凝器返塔冷流溫度為50 ℃，設(shè)置再沸器最大可調(diào)節(jié)熱負(fù)荷為20%。

圖1 精餾塔與物流模型Fig.1 The model of distillation columns and streams

表2 精餾塔的工藝模擬參數(shù)Tab.2 The designed parameters of distillation columns

3 進(jìn)料位置對(duì)精餾塔性能的影響

本案例通過PRO/II 模擬分析了原料油進(jìn)料位置對(duì)塔C101 塔頂產(chǎn)品P1 質(zhì)量的影響。如表3 所示，本案例設(shè)置進(jìn)料位置分別位于第8、12、16、20 和24 塊塔板。表3 的結(jié)果顯示：當(dāng)進(jìn)料位置自第8 塊塔板逐漸下移至第20 塊塔板時(shí)，產(chǎn)品P1 中C12 ～ C14 組分所占質(zhì)量百分比先升高后降低，產(chǎn)品P1 質(zhì)量均合格。當(dāng)進(jìn)料位置位于第24 塊塔板時(shí)，由于C15 組分含量大幅升高，塔頂產(chǎn)品P1 質(zhì)量不合格。當(dāng)進(jìn)料位置位于第16 塊塔板時(shí)，產(chǎn)品P1 中C12 ～ C14 組分所占質(zhì)量百分比最高，塔頂產(chǎn)品P1 純度最高且質(zhì)量合格。表3 的數(shù)據(jù)表明：最佳進(jìn)料位置為第16 塊塔板。

表3 進(jìn)料位置對(duì)塔C101 產(chǎn)品P1 質(zhì)量的影響Tab.3 The effect of feed position on quality of product P1 for the column C101

在精餾塔C101 中，當(dāng)?shù)? 和12 塊塔板進(jìn)料時(shí)，進(jìn)料位置高于最佳進(jìn)料位置第16 塊板，此時(shí)精餾段的塔板數(shù)量減少，提餾段的塔板數(shù)量增加，導(dǎo)致塔頂產(chǎn)品P1 中C12 ～ C14 含量小于最佳進(jìn)料板時(shí)C12 ～ C14 含量。當(dāng)?shù)?0 和24 塊塔板進(jìn)料時(shí)，進(jìn)料位置低于最佳進(jìn)料位置第16 塊板，此時(shí)，精餾段的塔板數(shù)量增加，提餾段的塔板數(shù)量減少，致使塔頂產(chǎn)品P1 中C15 組分含量大幅上升，導(dǎo)致塔頂產(chǎn)品P1不合格。因此，最佳進(jìn)料位置可以平衡精餾段和提餾段的理論板數(shù)，獲得質(zhì)量合格的高純度塔頂產(chǎn)品。

此外，對(duì)大多數(shù)精餾塔而言，冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷關(guān)系著精餾塔系統(tǒng)的能耗指標(biāo)，直接影響著精餾塔體系的操作費(fèi)用。通常，塔頂冷凝器采用循環(huán)水冷卻，以降低能耗。因此，精餾塔體系的能耗主要取決于塔底再沸器的熱負(fù)荷。在保持塔頂產(chǎn)品P1純度不變的前提下，進(jìn)料塔板位置自第8 塊塔板下移至第24 塊塔板時(shí)，再沸器熱負(fù)荷逐漸增大。第16塊塔板進(jìn)料時(shí)，再沸器熱負(fù)荷較小為1 347.9 kW。綜合分析產(chǎn)品P1 的純度和精餾塔的能耗，可得出結(jié)論：第16 塊塔板是最優(yōu)進(jìn)料位置。

綜上，進(jìn)料位置是影響精餾塔分離性能的重要因素。此外，進(jìn)料位置還會(huì)影響精餾塔的熱負(fù)荷。依據(jù)對(duì)塔C101 進(jìn)料位置和熱負(fù)荷的分析，本案例最終確定了塔C102、C103 和C104 的最優(yōu)進(jìn)料位置均為第21 塊塔板。

4 回流量對(duì)精餾塔性能的影響

回流是確保精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的主要條件之一[5]。一方面，回流量減小時(shí)，精餾段液氣比減小，達(dá)到分離要求所需的理論板數(shù)增加，這將增大設(shè)備投資。對(duì)于指定的產(chǎn)品純度，回流量不能小于某個(gè)值，否則塔板數(shù)再多也無法滿足分離要求。另一方面，回流量增大時(shí)，精餾段液氣比增大，精餾段每層理論板的分離能力增大，所需的理論板數(shù)就會(huì)減少，這可以降低設(shè)備投資。當(dāng)塔頂餾分重組分含量較高時(shí)，可以通過增加回流量降低重組分的含量，以提高塔頂產(chǎn)品的純度。對(duì)于一個(gè)指定的精餾塔，塔的物料平衡依據(jù)進(jìn)料量和采出量設(shè)計(jì)，在一定范圍內(nèi)調(diào)節(jié)回流量，精餾塔的熱負(fù)荷會(huì)隨之發(fā)生改變。為了維持精餾塔的穩(wěn)定操作，回流量增大，塔內(nèi)上升蒸汽量則需隨之增大，塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負(fù)荷隨之增大，這會(huì)增加精餾系統(tǒng)的操作費(fèi)用。因此，回流量的變化直接影響著精餾塔的產(chǎn)品純度和經(jīng)濟(jì)性。

本案例模擬了回流量為1 000 kg/h、1 500 kg/h、2 000 kg/h 和2 500 kg/h 時(shí)，塔C101 的產(chǎn)品純度和熱負(fù)荷，結(jié)果見表4。當(dāng)回流量為1 000 kg/h 時(shí)，盡管再沸器的熱負(fù)荷僅為1 205.0 kW，但由于回流量偏小，塔頂重組分C15 的含量較高，無法獲得質(zhì)量合格的塔頂產(chǎn)品P1。將回流量增加至1 500 kg/h 和2 000 kg/h，塔頂重組分C15 的含量大幅下降，塔頂均獲得了質(zhì)量合格的產(chǎn)品P1。此時(shí)，再沸器的熱負(fù)荷適中，分別為1 276.5 kW 和1 348.0 kW?？紤]到實(shí)際生產(chǎn)中，原料組成的波動(dòng)變化，工藝模擬應(yīng)為精餾塔的實(shí)際操作保留一定裕量。因此，塔C101 的適宜回流量確定為2 000 kg/h?；亓髁坷^續(xù)增加至2 500 kg/h，塔頂產(chǎn)品P1 的純度進(jìn)一步提高，但此時(shí)再沸器的熱負(fù)荷增加至1 419.0 kW。熱負(fù)荷增大將導(dǎo)致精餾塔操作的高能耗，回流量2 500 kg/h 時(shí)，精餾塔C101 的經(jīng)濟(jì)性較差。綜上，塔C101 的適宜回流量為2 000 kg/h。此時(shí)，在滿足塔頂產(chǎn)品P1 質(zhì)量合格的前提下，塔C101的經(jīng)濟(jì)性較高，同時(shí)還為實(shí)際生產(chǎn)保留了一定設(shè)計(jì)裕量。依據(jù)對(duì)塔C101 產(chǎn)品純度和熱負(fù)荷的分析，本案例確定了精餾塔C102、C103 和C104 的適宜回流量分別為：7 350 kg/h、8 800 kg/ h 和220 kg/h。

表4 回流量對(duì)塔C101 產(chǎn)品P1 質(zhì)量的影響Tab.4 The effect of reflux flowrate on quality of product P1 for the column C101

5 塔頂采出量對(duì)精餾塔性能的影響

精餾塔內(nèi)塔頂采出量與進(jìn)料量存在相互對(duì)應(yīng)關(guān)系。在塔頂冷凝器和塔底再沸器的負(fù)荷范圍，當(dāng)進(jìn)料量增加時(shí)，采出量亦需相應(yīng)增大。此時(shí)，才能保持塔內(nèi)穩(wěn)定的物料平衡和汽液平衡，維持精餾塔正常操作。否則將破壞塔內(nèi)的汽液平衡，導(dǎo)致精餾塔操作故障[6]。如果進(jìn)料量不變，塔頂采出量減小，造成塔內(nèi)的物料增多，則上升蒸汽量增加，嚴(yán)重時(shí)會(huì)發(fā)生液泛而破壞正常的操作；如果進(jìn)料量不變，塔頂采出量增大，致使塔內(nèi)的物料減少，則上升蒸汽量過小，塔板上汽液兩相傳質(zhì)效果降低，嚴(yán)重時(shí)發(fā)生漏液，大大降低了塔板效率，導(dǎo)致塔頂重組分含量升高，塔頂產(chǎn)品質(zhì)量不合格[7]。

本案例模擬了塔頂采出量為50 kg/h、100 kg/h、125 kg/h、135 kg/h、147 kg/h 和150 kg/h 時(shí) 塔C101的產(chǎn)品純度和再沸器熱負(fù)荷，結(jié)果見表5。當(dāng)P1 流量為50 kg/h 和100 kg/h 時(shí)，進(jìn)料量不變而采出量偏小，易引發(fā)精餾塔的液泛。隨P1 流量自125 kg/h 逐漸增大至147 kg/h，此時(shí)進(jìn)料量不變，采出量逐漸增大。盡管塔頂重組分C15 含量逐漸上升，但產(chǎn)品P1 質(zhì)量均在合格范圍內(nèi)。同時(shí)，再沸器熱負(fù)荷基本保持不變，塔C101 的產(chǎn)品采出量增大。當(dāng)進(jìn)料量不變、P1 流量繼續(xù)增大至150 kg/h 時(shí)，塔頂重組分C15 含量大幅上升，引起塔頂產(chǎn)品P1 質(zhì)量不合格。綜上，塔C101 的最佳塔頂采出量為147 kg/h。依據(jù)對(duì)塔C101 操作性能、產(chǎn)品純度、產(chǎn)品采出量和熱負(fù)荷的分析，本案例確定了精餾塔C102、C103和C104 的最佳塔頂采出量分別為：P2 = 2 940 kg/h，P3 = 6 000 kg/h，P4 = 100 kg/h。

表5 P1 流量對(duì)塔C101 產(chǎn)品P1 質(zhì)量的影響Tab.5 The effect of the stream P1 flowrate on quality of product P1 for the column C101

6 物料平衡、熱負(fù)荷與優(yōu)化的操作參數(shù)

本案例采用精餾塔模型對(duì)C12 ～ C20 正構(gòu)烷烴的分離進(jìn)行了模擬計(jì)算。通過調(diào)控各精餾塔的進(jìn)料位置、回流量和塔頂采出量確定了最優(yōu)操作參數(shù)。優(yōu)化后，精餾塔系統(tǒng)的物料平衡結(jié)果見表6。表6 的物料平衡數(shù)據(jù)體現(xiàn)了精餾塔C101 ～ C104 的生產(chǎn)能力，物料平衡有助于維持精餾塔的正常平穩(wěn)操作以及上下游工序的協(xié)調(diào)運(yùn)作。

表6 精餾塔系統(tǒng)的物料平衡Tab.6 The mass balance of the distillation system

各精餾塔的冷凝器和再沸器熱負(fù)荷計(jì)算結(jié)果見表7。表7 的熱負(fù)荷數(shù)據(jù)體現(xiàn)了精餾系統(tǒng)的實(shí)際操作能耗。優(yōu)化精餾塔冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷有助于精餾系統(tǒng)的節(jié)能降耗。通過PRO/II 模擬計(jì)算，本文最終確定了精餾塔C101 ～ C104 的優(yōu)化操作參數(shù)，相關(guān)結(jié)果已列于表8。優(yōu)化后的工藝操作參數(shù)有效提升了溶劑油產(chǎn)品的純度，同時(shí)降低了精餾系統(tǒng)的能耗。

表7 各精餾塔的冷凝器和再沸器熱負(fù)荷Tab.7 The condenser and reboiler duty of the distillation columns

表8 精餾塔的工藝操作參數(shù)Tab.8 The designed parameters of distillation columns

7 結(jié)論

本文采用PRO/II 軟件模擬了C12 ～ C20 正構(gòu)烷烴溶劑油的餾分切割。分析了進(jìn)料位置、回流量和塔頂采出量對(duì)精餾塔分離性能和熱負(fù)荷的影響。通過模擬計(jì)算優(yōu)化了精餾塔C101 ～ C104 的工藝操作參數(shù)。PRO/II 軟件提供了準(zhǔn)確可靠的工藝分析結(jié)果，對(duì)指導(dǎo)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)和溶劑油的工業(yè)生產(chǎn)具有重要意義。