黃 海 鵬

(中國石化茂名分公司，廣東 茂名 525000)

柴油作為重要的輕質(zhì)燃料油，在國民經(jīng)濟發(fā)展中起著十分重要的作用。通過原油蒸餾、催化裂化、熱裂化、加氫裂化、延遲焦化等工藝得到的柴油餾分，含有較多的硫、氮、氧、烯烴等，穩(wěn)定性差，易變色變質(zhì)，達不到柴油產(chǎn)品質(zhì)量指標要求，無法直接使用[1-2]。特別是隨著原油重質(zhì)化、劣質(zhì)化趨勢加重，加氫精制等二次加工過程愈發(fā)重要。柴油加氫工藝可有效降低柴油中硫、氮、氧、烯烴的含量，提高產(chǎn)品的穩(wěn)定性，減少油品消費對環(huán)境的污染[3]。針對柴油加氫裝置的分餾過程，可借助流程模擬軟件Aspen Plus 10模擬優(yōu)化操作參數(shù)，合理匹配熱量回收利用，在生產(chǎn)低硫高質(zhì)量柴油的同時，降低裝置能耗，提高裝置用能水平[4]。

中國石化茂名分公司4號柴油加氫裝置設(shè)計加工能力為3.0 Mt/a，原料油主要為直餾柴油、焦化柴油、催化裂化柴油、渣油加氫柴油、蠟油加氫柴油等的混合油料，產(chǎn)品為精制柴油及部分石腦油。裝置主要包括反應(yīng)系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、脫硫系統(tǒng)和公用工程等幾個部分，重點耗能設(shè)備主要包括反應(yīng)器、分餾塔、加熱爐、機泵和壓縮機等。裝置現(xiàn)有工藝流程中冷低壓分離器油(簡稱冷低分油)與熱低壓分離器油(簡稱熱低分油)兩股物料在高、低壓分離系統(tǒng)中分離，又在下游進分餾塔前混合，混合前溫度分別為204 ℃和261 ℃，混合溫差較大，造成混合過程產(chǎn)生一定的損。本課題借助流程模擬軟件Aspen Plus 10，通過對分餾塔的冷、熱低分油進料位置和進料板塊進行操作優(yōu)化，同時進行以提高冷低分油換熱終溫為目標的換熱流程優(yōu)化調(diào)整，減少汽提過程的蒸汽消耗，有效降低裝置的綜合能耗。

1 流程模擬

1.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的準確性與模擬結(jié)果的可靠性密切相關(guān)。由于混合原料油的性質(zhì)波動，4號柴油加氫裝置的原料及產(chǎn)品等數(shù)據(jù)波動較大，為減小模擬誤差，選擇4號柴油加氫裝置典型的流程參數(shù)及產(chǎn)品質(zhì)量分析數(shù)據(jù)作為模擬調(diào)優(yōu)的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)[5]。裝置的物料平衡數(shù)據(jù)見表1，混合原料油、粗石腦油、精制柴油的密度和餾程(ASTM D86)見表2。

表1 裝置物料平衡數(shù)據(jù)

表2 粗石腦油、原料柴油、精制柴油的密度和餾程

1.2 分餾過程參數(shù)

4號柴油加氫裝置分餾部分設(shè)計采用雙汽提塔流程，包括柴油脫硫化氫汽提分餾塔(T501)和汽油脫硫化氫汽提分餾塔(T502)。圖1為T501的局部流程示意。熱低分油與經(jīng)換熱升溫的冷低分油混合后進入T501，塔底通入1.0 MPa汽提蒸汽。塔頂油氣經(jīng)塔頂空氣冷卻器(A502)、塔頂水冷器(E512)冷凝冷卻至40 ℃，進入塔頂回流罐(V513)進行氣、油、水三相分離。含硫干氣送至脫硫塔進行脫硫；含硫污水送至含硫污水罐；油相經(jīng)分餾塔塔頂回流泵升壓后，一部分作為塔頂回流，另一部分作為汽油脫硫化氫汽提塔的進料(粗汽油)。T501的操作參數(shù)見表3。

圖1 T501的局部流程示意

表3 T501的操作參數(shù)

1.3 熱力學(xué)模型選擇

熱力學(xué)模型的選擇對流程模擬計算收斂的快慢及結(jié)果準確性至關(guān)重要，是否符合實際過程是模型選擇的重要標準。熱力學(xué)模型選擇與分離物系的性質(zhì)，壓力、溫度等密切相關(guān)。針對不同物系熱力學(xué)方法的選擇，可以借助Aspen Plus 10軟件的熱力學(xué)模型推薦。根據(jù)系統(tǒng)推薦，Garyson-Streed，BK10，Chao-Seader等模型適合柴油加氫體系，因此，選擇其作為分餾塔模擬計算的熱力學(xué)模型。

1.4 模擬結(jié)果

根據(jù)以上柴油加氫物系物性數(shù)據(jù)和所選用的Garyson-Streed，BK10，Chao-Seader等熱力學(xué)模型，設(shè)塔板效率為0.5，在Aspen Plus 10中對T501進行模擬分析。由于采用BK-10時無法進行油水分離過程模擬，故在結(jié)果中舍棄。由此得到的相關(guān)模擬計算結(jié)果見表4，相應(yīng)的精制柴油產(chǎn)品餾程模擬值及與實際值的對比見表5。由表4和表5可知，Garyson-Streed和Chao-Seader模型均能較好地描述該柴油加氫分餾塔的分離過程，模擬結(jié)果偏差較小，模擬準確度高。

表4 采用不同模型的模擬計算結(jié)果及其與實際值的對比

表5 采用不同模型的模擬精制柴油產(chǎn)品餾程及其與實際值的對比 ℃

2 操作優(yōu)化

2.1 冷低分油進料溫度與位置分析

由于設(shè)計流程中冷低分油與熱低分油混合進料，混合過程產(chǎn)生較大的損，采用冷、熱低分油分開進料，可消除不同組成、不同溫度物流混合引起的過程損。采用控制變量法，對T501冷低分油進料位置及溫度進行分析。利用Aspen Plus 10的靈敏度分析模塊，分別以塔頂5%餾出溫度、塔底95%餾出溫度為設(shè)計規(guī)定，以塔底抽出率、汽提蒸汽流量為設(shè)計變量進行流程模擬，考察汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進料溫度和進料位置的變化。當(dāng)冷低分油進料位置為第6塊塔板時，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進料溫度的變化如圖2所示。當(dāng)冷低分油進料溫度為210 ℃時，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進料位置的變化如表6所示。

圖2 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進料溫度的變化

表6 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進料位置的變化

從圖2可以看出：隨著冷低分油進料溫度升高，T501所需的汽提蒸汽流量不斷減小，但影響程度較小；隨著冷低分油進料溫度升高，塔底溫度不斷升高，但影響程度較輕微。這可能是由于冷低分油的進料溫度與進料塔板處的溫度較為接近，基本不會改變塔的氣液分布，對塔分離的影響較小。考慮到加熱冷低分油需要額外的熱量，結(jié)合后續(xù)的換熱流程優(yōu)化，選擇冷低分油進料溫度為210 ℃。

從表6可以看出：隨著冷低分油進料位置從第5塊塔板逐漸下移到第14塊塔板，汽提蒸汽流量和塔底溫度的變化幅度均不大；當(dāng)冷低分油進料位置從第15塊塔板逐漸下移到第18塊塔板時，汽提蒸汽流量急劇增加，塔底溫度急劇降低；當(dāng)冷低分油進料位置從第19塊塔板逐漸下移至第30塊塔板時，汽提蒸汽流量平穩(wěn)增大，塔底溫度緩慢降低。本研究選擇冷低分油的進料位置為第9塊塔板。

2.2 熱低分油進料溫度與位置分析

采用控制變量法，對T501的熱低分油進料位置及溫度進行分析。利用Aspen Plus 10的靈敏度分析模塊，分別以塔頂油5%餾出溫度、塔底油95%餾出溫度為設(shè)計規(guī)定，以塔底抽出率、汽提蒸汽流量為設(shè)計變量進行流程模擬分析。當(dāng)熱低分油進料位置為第17塊塔板時，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進料溫度的變化如圖3所示。當(dāng)熱低分油進料溫度為261 ℃時，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進料位置的變化如表7所示。

圖3 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進料溫度的變化

表7 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進料位置的變化

從圖3可以看出：隨著熱低分油的進料溫度升高，T501所需的汽提蒸汽流量線性減少，塔底溫度線性增大。從表7可以看出：隨著熱低分油進料位置從第5塊塔板逐漸下移到第10塊塔板，汽提蒸汽流量急劇減少，塔底溫度急劇升高；當(dāng)熱低分油進料位置從第11塊塔板逐漸下移到第15塊塔板時，汽提蒸汽流量緩慢減少，塔底溫度緩慢升高；當(dāng)熱低分油進料位置從第16塊塔板逐漸下移到第30塊塔板時，汽提蒸汽流量先基本不變而后略有增大，塔底溫度基本不變。故本研究保持熱低分油的進料塔板不變，仍為第17塊。

2.3 綜合優(yōu)化分析

同時優(yōu)化冷低分油的進料位置、進料溫度及熱低分油的進料位置，優(yōu)化后的塔底精制柴油餾程如表8所示。由表8可以看出，采用不同的優(yōu)化措施時，塔底精制柴油產(chǎn)品餾程與優(yōu)化前一致，可見采用優(yōu)化的冷、熱低分油分開進料方式不會對精制柴油產(chǎn)品性質(zhì)產(chǎn)生影響。

表8 優(yōu)化前后的精制柴油產(chǎn)品餾程 ℃

優(yōu)化后T501的局部流程示意見圖4，汽提蒸汽流量為5.2 t/h。假如通過提高反應(yīng)流出物進入熱高壓分離器的溫度將熱低分油進料溫度從261 ℃提高到266 ℃，蒸汽用量將進一步下降513 kg/h。

圖4 優(yōu)化后T501的流程示意

3 精制柴油換熱流程調(diào)整

根據(jù)汽提分餾過程操作優(yōu)化，通過調(diào)整精制柴油換熱流程，強化精制柴油的熱量回收，提高冷低分油的換熱終溫及原料油的換熱溫度。精制柴油原有的換熱流程如圖5所示，對應(yīng)的換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負荷見表9。在原有換熱流程中，精制柴油先與溫度較低的冷低分油、T502重沸器及T502進料換熱，然后再與溫度較高的混合原料油換熱。

表9 原有換熱流程對應(yīng)的換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負荷

圖5 原有的精制柴油換熱流程

優(yōu)化調(diào)整后，根據(jù)熱量梯級利用原理，精制柴油首先作為溫位相對高的T502再沸器熱源，再與溫度較高的混合原料油換熱，之后與溫度相對較低的T502進料、冷低分油換熱。優(yōu)化后的精制柴油換熱流程如圖6所示，優(yōu)化后的冷熱物流工藝參數(shù)及換熱器負荷見表10。

圖6 優(yōu)化后的精制柴油換熱流程

由表10可知：換熱流程優(yōu)化調(diào)整后，冷低分油換熱終溫升高至210 ℃，由此可使T501汽提蒸汽流量減少1.7 t/h；混合原料油換熱終溫提高至200 ℃，由此可使燃料氣消耗減少188 m3/h；換熱后精制柴油溫度為155 ℃，其進入低溫?zé)嵯到y(tǒng)，可在整體考慮基礎(chǔ)上高效回收利用其熱量。

表10 優(yōu)化后的精制柴油換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負荷

4 結(jié) 論

(1)采用Chao-Seader和Garyson-Streed熱力學(xué)模型可較好地描述中國石化茂名分公司4號柴油加氫裝置T501分餾塔的分離過程，模擬結(jié)果準確度高，可反映實際分餾過程。

(3)現(xiàn)有優(yōu)化下，汽提蒸汽流量最低為5.2 t/h，通過進一步提高熱低分油換后溫度，可以使分餾塔的汽提蒸汽流量進一步降低。

(4)配合汽提分餾塔進料溫度、進料位置優(yōu)化改進，對精制柴油換熱流程進行優(yōu)化調(diào)整，通過將冷低分油換熱終溫提高到210 ℃，使T501蒸汽流量減少1.7 t/h；通過提高原料油換熱終溫至200 ℃，使燃料氣消耗量減少188 m3/h，節(jié)能降耗效果明顯。