甲醇制丙烯與催化裂化聯(lián)合生產(chǎn)的分離流程模擬

欒業(yè)志　呂建寧惠生工程（中國）有限公司 （上?！?01203）

甲醇制丙烯與催化裂化聯(lián)合生產(chǎn)的分離流程模擬

欒業(yè)志呂建寧
惠生工程（中國）有限公司 （上海201203）

摘要針對目前催化裂化（FCC）裝置開工率低、產(chǎn)能嚴(yán)重過剩的情況，采用PRO/Ⅱ軟件建立了甲醇制丙烯（MTP）與FCC聯(lián)合生產(chǎn)的模擬模型，并驗證了該模型的可靠性。對模型中塔的溫度、負(fù)荷和水力學(xué)進(jìn)行分析，結(jié)果表明：當(dāng)100萬t/a的FCC裝置丙烯產(chǎn)能占40%時，吸收穩(wěn)定-氣體分餾系統(tǒng)無需改造可以應(yīng)用于聯(lián)合生產(chǎn)工藝，此時MTP甲醇的最大處理能力為10萬t/a；當(dāng)FCC丙烯產(chǎn)能為20%時，解吸塔無法正常操作，需要通過改造塔板或者增加回流等來滿足其正常運(yùn)行，此時MTP甲醇的最大處理能力為13萬t/a。

關(guān)鍵詞催化裂化裝置甲醇制丙烯聯(lián)合生產(chǎn)模擬模型

隨著我國原油對外依存度的不斷攀升，地方煉廠原油供應(yīng)短缺已成為常態(tài)。原油供給緊張造成地方煉廠開工率只有30%，催化裂化（FCC）裝置產(chǎn)能利用率低，嚴(yán)重影響了經(jīng)濟(jì)效益[1]。

甲醇制丙烯（MTP）的產(chǎn)物分布特征與FCC所產(chǎn)富氣相似，單獨(dú)建設(shè)MTP裝置固定投資額巨大，地方煉廠難以承受[2]。但是，如果將MTP和FCC進(jìn)行聯(lián)合生產(chǎn)，利用FCC裝置現(xiàn)有的吸收穩(wěn)定-氣體分餾系統(tǒng)進(jìn)行產(chǎn)品分離，既可以提高原有裝置的利用率、拓寬原料來源、提高煉廠經(jīng)濟(jì)效益，也可以減少M(fèi)TP整套裝置的固定投資額。近幾年MTP技術(shù)已經(jīng)逐漸成熟，現(xiàn)有技術(shù)包括德國魯奇（Lurgi）公司的MTP技術(shù)、中國石油化工集團(tuán)公司的SMTO技術(shù)、清華大學(xué)的FMTP技術(shù)和惠生工程（中國）有限公司的WMTO技術(shù)[3-8]，利用MTP技術(shù)提高地方煉廠FCC裝置的利用率已經(jīng)成為可能。

本文采用PRO/Ⅱ軟件對MTP和FCC聯(lián)合生產(chǎn)進(jìn)行了模擬，建立了聯(lián)合生產(chǎn)的吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置模型，并對模型參數(shù)進(jìn)行了分析，以闡明吸收穩(wěn)定-氣體分餾系統(tǒng)用于聯(lián)合生產(chǎn)的可行性。

1　聯(lián)合生產(chǎn)裝置模擬流程概況

現(xiàn)依托國內(nèi)某石化企業(yè)100萬t/a的FCC裝置，采用某公司成熟的固定床MTP技術(shù)建設(shè)一套生產(chǎn)裝置。假設(shè)FCC反應(yīng)區(qū)的丙烯產(chǎn)能為正常操作時的40%，剩余丙烯產(chǎn)能由新建MTP裝置進(jìn)行補(bǔ)充。

新建MTP裝置包括反應(yīng)單元、急冷單元、壓縮單元和分離熱區(qū)（由于不是本文描述重點，流程細(xì)節(jié)在此不再贅述），通過與FCC聯(lián)產(chǎn)，最終得到干氣、丙烯、液化氣和合格的穩(wěn)定汽油等產(chǎn)品。主要分離塔有脫丁烷塔、脫己烷塔、水洗塔、洗滌水汽提塔、吸收塔、再吸收塔、解吸塔、穩(wěn)定塔、脫丙烷塔、脫乙烷塔、丙烯塔A和丙烯塔B，工藝模擬流程見圖1。

圖1　聯(lián)合生產(chǎn)裝置工藝流程

從MTP壓縮單元出來的物料首先進(jìn)入脫丁烷塔進(jìn)行C4和C5的分離，此時塔頂C3與C4的物質(zhì)的量比接近于FCC壓縮富氣的組成。脫丁烷塔塔頂氣首先進(jìn)入水洗塔脫除少量含氧化合物（如甲醛），然后與壓縮富氣匯合，經(jīng)過冷卻后與解吸塔塔頂解吸氣和吸收塔塔底富吸收油混合后進(jìn)入氣液平衡罐進(jìn)行分離。氣液平衡罐罐頂氣相進(jìn)入吸收塔底部，由吸收塔塔頂進(jìn)入的粗汽油和補(bǔ)充汽油將氣體中夾帶的大部分液化氣吸收，為降低吸收溫度，在吸收塔中部設(shè)置兩個中間冷卻器進(jìn)行吸收熱的移除。塔頂貧氣從吸收塔出來進(jìn)入再吸收塔底部，塔頂?shù)牟裼妥鳛槲談肇殮庵械腃4和C5組分，塔頂?shù)玫礁缓蚁┑母蓺?，其中一部分返回MTP反應(yīng)器，另一部分出裝置，塔底重組分返回分餾塔。氣液平衡罐罐底液相進(jìn)入解吸塔頂部，解吸后的塔底液體進(jìn)入穩(wěn)定塔中部，穩(wěn)定塔塔頂氣相進(jìn)入氣體分餾裝置，塔底得到穩(wěn)定汽油，一部分穩(wěn)定汽油作為補(bǔ)充吸收劑返回吸收塔，另一部分作為汽油產(chǎn)品出裝置。

穩(wěn)定塔塔頂氣相進(jìn)入脫丙烷塔進(jìn)行C3和C4的分離，脫丙烷塔塔頂輕組分進(jìn)入脫乙烷塔，塔底C4一部分返回MTP反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)，另一部分作為液化氣產(chǎn)品出裝置；脫乙烷塔塔頂不凝氣送至燃料氣管網(wǎng)，塔底物料送至丙烯精餾塔進(jìn)行丙烷和丙烯的分離，丙烯精餾塔B塔頂?shù)玫降谋┊a(chǎn)品出界區(qū)，丙烯精餾塔A塔底物料作為丙烷產(chǎn)品出界區(qū)。

脫丁烷塔塔底C5及C5以上組分進(jìn)入脫己烷塔進(jìn)行C6和C7的分離，塔頂?shù)玫紺5和C6組分，其中一部分返回MTP反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)，另一部分作為汽油產(chǎn)品并入脫己烷塔塔釜物料出裝置。

2　聯(lián)合生產(chǎn)裝置模擬流程基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

本流程模擬計算的初始數(shù)據(jù)分別來自于某公司MTP裝置和某石化企業(yè)FCC裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)[9-10]，其中MTP出口物料（不計水蒸氣）的流量為8381 kg/h，組成見表1；壓縮富氣的流量為12579 kg/h，組成如表2所示；粗汽油和柴油的恩式餾程數(shù)據(jù)如表3所示。

表1　MTP產(chǎn)物組成 %

3　流程模擬計算結(jié)果

利用PRO/Ⅱ軟件對聯(lián)合生產(chǎn)裝置中的吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置進(jìn)行了模擬優(yōu)化，采用SRK方程計算模擬過程中需要的氣液兩相的焓值，泡、露點溫 度和氣液相平衡等熱力學(xué)參數(shù)[11-12]，塔器采用distillation模塊，換熱器采用heater模塊，閃蒸罐采用flash模塊，泵采用pump模塊，所建數(shù)學(xué)模型采用軟件默認(rèn)的序貫?zāi)K法進(jìn)行求解。

表2 壓縮富氣組成 %

表3　油品恩式餾程數(shù)據(jù)

3.1產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)

聯(lián)合生產(chǎn)模擬裝置與對比工藝FCC的產(chǎn)品指標(biāo)如表4所示，兩種所得產(chǎn)品指標(biāo)基本一致，但聯(lián)合生產(chǎn)裝置的丙烯收率要比對比工藝高6.85%。

表4　裝置產(chǎn)品指標(biāo)對比 %

由模擬結(jié)果可以發(fā)現(xiàn)，損失的丙烯主要因隨干氣從再吸收塔塔頂逸出，約占總損失量的76.5%。由于MTP所得的H2和CH4等輕組分很少，因此聯(lián)合生產(chǎn)裝置所產(chǎn)干氣量遠(yuǎn)低于對比工藝。雖然兩套裝置干氣中丙烯的物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)均為2.43%，但就丙烯損失的絕對量而言，聯(lián)合生產(chǎn)裝置低于對比工藝。

因此，在模擬裝置與對比工藝所得產(chǎn)品指標(biāo)基本一致的前提下，對其吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置的塔器進(jìn)行性能對比分析更具合理性，同時也可對MTP技術(shù)在FCC裝置上的應(yīng)用提供理論參考依據(jù)。

3.2吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置塔的溫度

吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置中各塔的塔頂和塔釜溫度在兩種生產(chǎn)工藝條件下的對比情況見表5。

由表5可以發(fā)現(xiàn)，MTP和FCC裝置聯(lián)產(chǎn)后，除解吸塔塔釜溫度降低了11.22℃之外，其余各塔的塔頂和塔釜溫度波動都比較小，因此原有裝置所用的公用工程無需改造即可以用于聯(lián)合生產(chǎn)裝置。

表5　塔頂和塔釜溫度對比表 ℃

3.3吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置塔的生產(chǎn)負(fù)荷分析

3.3.1吸收塔和再吸收塔的處理負(fù)荷

聯(lián)合生產(chǎn)裝置中吸收塔和再吸收塔組成了雙塔系統(tǒng)，其進(jìn)料包括平衡分離罐罐頂氣體和作為吸收劑的汽油和柴油。因此，罐頂氣體和吸收劑的流量決定了吸收塔和再吸收塔的負(fù)荷，表6給出了吸收塔和再吸收塔氣體處理量和所需要的吸收劑流量。

表6　吸收塔與再吸收塔處理量對比

從表6可以看出，聯(lián)合生產(chǎn)裝置吸收塔和再吸收塔氣體處理量遠(yuǎn)低于對比工藝，相應(yīng)吸收劑的用量也大幅減少，但吸收劑和處理氣體的油氣流量比接近，說明吸收塔和再吸收塔在兩種生產(chǎn)工藝條件下的分離難度相差不大。

3.3.2吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置精餾塔熱負(fù)荷

表7為吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置精餾塔的塔頂冷凝器和塔釜再沸器的負(fù)荷在兩種工藝條件下的對比情況。聯(lián)合生產(chǎn)裝置的粗汽油吸收劑和補(bǔ)充吸收劑循環(huán)量之和僅為對比工藝使用量的66.4%，導(dǎo)致吸收穩(wěn)定裝置中的解吸塔再沸器負(fù)荷為對比工藝的61.3%，穩(wěn)定塔再沸器負(fù)荷為對比工藝的70.2%。

表7　精餾塔負(fù)荷對比 GJ/h

根據(jù)模擬結(jié)果可以發(fā)現(xiàn)，兩種生產(chǎn)工藝條件下穩(wěn)定塔塔頂進(jìn)入分餾裝置的C4及C4以下組分的流量分別為12408 kg/h和13472 kg/h，C3與C4的物質(zhì)的量比也較為接近。在氣體分餾裝置處理量和氣體組分基本一致的條件下，得到的脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔塔頂冷凝器和塔釜再沸器的負(fù)荷差別很小。因此，在聯(lián)合生產(chǎn)工況下，氣體分餾裝置可以滿足丙烯產(chǎn)能滿負(fù)荷運(yùn)行的要求。

4　吸收穩(wěn)定裝置塔的水力學(xué)核算

通過對吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置塔的負(fù)荷分析，可知在目標(biāo)產(chǎn)物丙烯產(chǎn)能一定的前提下，聯(lián)合生產(chǎn)裝置的氣體分餾系統(tǒng)基本能夠達(dá)到滿負(fù)荷運(yùn)行，而吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理負(fù)荷則相對較低。吸收穩(wěn)定裝置能否滿足聯(lián)合生產(chǎn)工藝的要求，需要進(jìn)一步對該區(qū)的塔器進(jìn)行水力學(xué)性能分析。

吸收塔和再吸收塔均為填料塔，當(dāng)處理負(fù)荷適當(dāng)減少時，在塔徑、塔高和分離要求不變的情況下，塔的處理余量更大，操作工況距離液泛點更遠(yuǎn)。吸收塔和再吸收塔無需改造即能滿足聯(lián)合生產(chǎn)的要求。

由于解吸塔和穩(wěn)定塔為板式塔，進(jìn)料組成和進(jìn)料量的變化會對塔的氣液相分布和塔的分離能力產(chǎn)生影響。假定進(jìn)料位置不變且塔板效率恒定，利用FCC裝置的氣液相設(shè)計負(fù)荷進(jìn)行水力學(xué)核算以確定塔的適宜操作區(qū)間，然后根據(jù)聯(lián)合生產(chǎn)工況的氣液相負(fù)荷確定兩個塔的操作點位置。

在FCC丙烯產(chǎn)能分別占聯(lián)合裝置總產(chǎn)能的40%和20%的工況下，對解吸塔和穩(wěn)定塔的水力學(xué)性能進(jìn)行計算，根據(jù)表8所示的氣液相負(fù)荷，判斷不同工況下的操作點是否在塔的適宜操作范圍內(nèi)。

表8　解吸塔和穩(wěn)定塔的最大氣液相負(fù)荷 m3/h

解吸塔適宜的操作區(qū)間見圖2中陰影區(qū)域，在FCC丙烯產(chǎn)能占聯(lián)合生產(chǎn)裝置40%產(chǎn)能的工況下，解吸塔的氣液相負(fù)荷比較低，其操作點剛好落在解吸塔的可操作范圍之內(nèi)。因此，解吸塔操作點在該工況下雖然“卡邊”，但是可以滿足聯(lián)合生產(chǎn)的要求。

圖2　解吸塔適宜的操作區(qū)間

進(jìn)一步降低FCC丙烯產(chǎn)能至20%，相應(yīng)地提高M(jìn)TP丙烯產(chǎn)能至80%，可以看到解吸塔的操作點位置已經(jīng)低于塔板的漏液傳質(zhì)下限，偏出了該塔的適宜操作區(qū)間。因此解吸塔需要適當(dāng)改造才能滿足該工況的要求。整改途徑有兩條：一是提高回流比或者提高循環(huán)吸收劑的流量，以增加塔的處理負(fù)荷；二是堵塞塔板部分閥孔，減少塔板開孔率，以降低塔板漏液下限并提高塔板傳質(zhì)效率。

穩(wěn)定塔為變徑塔，其合適的操作區(qū)間如圖3中陰影區(qū)域所示，可以看出無論是上塔段還是下塔段，兩種生產(chǎn)工況的操作點均在合適的可操作區(qū)間內(nèi)，說明穩(wěn)定塔能夠滿足聯(lián)合生產(chǎn)的要求。

圖3　穩(wěn)定塔上塔段（A）和下塔段（B）適宜的操作區(qū)間

通過以上水力學(xué)計算分析可知：當(dāng)FCC丙烯產(chǎn)能占聯(lián)合裝置總產(chǎn)能的40%時，吸收穩(wěn)定裝置無需改造即可滿足聯(lián)合生產(chǎn)的要求，此時MTP甲醇的最大處理能力為10萬t/a；當(dāng)FCC丙烯產(chǎn)能降至20%時，解吸塔無法在合理的操作區(qū)間進(jìn)行生產(chǎn)，如果堅持利舊，不進(jìn)行改造，則需要通過增大回流比或循環(huán)吸收劑流量來增加該塔的處理負(fù)荷，但無論采取哪項措施，均會增大裝置生產(chǎn)能耗、增加操作費(fèi)用，在該工況下MTP甲醇的最大處理能力為13萬t/a。

5　結(jié)論和建議

（1）采用PRO/Ⅱ軟件建立了MTP和FCC聯(lián)合生產(chǎn)工藝模型，干氣、丙烯、液化氣和穩(wěn)定汽油指標(biāo)的模擬結(jié)果表明，該模型準(zhǔn)確可靠，可以指導(dǎo)MTP技術(shù)在FCC裝置上的應(yīng)用。

（2）對聯(lián)合生產(chǎn)工況下的吸收穩(wěn)定-氣體分餾裝置塔的溫度和負(fù)荷進(jìn)行了分析，結(jié)果表明原有公用工程無需改造即可應(yīng)用于聯(lián)合生產(chǎn)工藝，在丙烯產(chǎn)能一定的條件下，氣體分餾裝置可以達(dá)到滿負(fù)荷生產(chǎn)，吸收穩(wěn)定裝置處理負(fù)荷則相對較低。

（3）對吸收穩(wěn)定裝置的吸收塔、再吸收塔、解吸塔和穩(wěn)定塔進(jìn)行的水力學(xué)核算表明:當(dāng)FCC丙烯產(chǎn)能為40%時，原有塔器無需改造即可應(yīng)用于聯(lián)合生產(chǎn)工藝，此時MTP甲醇的最大處理能力為10萬t/a；當(dāng)FCC丙烯產(chǎn)能為20%時，解吸塔無法正常操作，需要通過改造塔板、增加回流比或者增大循環(huán)吸收劑的流量來滿足塔的正常運(yùn)行，此時MTP甲醇的最大處理能力為13萬t/a。

（4）在設(shè)備性能允許的條件下，可根據(jù)生產(chǎn)原料價格靈活調(diào)節(jié)MTP和FCC的相對生產(chǎn)負(fù)荷，當(dāng)油價較高或原油供應(yīng)短缺時，可以降低FCC裝置負(fù)荷并提高M(jìn)TP生產(chǎn)負(fù)荷；當(dāng)油價較低且原油來源充裕時，可以降低MTP裝置負(fù)荷并提高FCC生產(chǎn)負(fù)荷，最終達(dá)到減少投資和提高裝置利用率的目的。

（5）模型分析表明MTP技術(shù)可用于FCC裝置，但二者結(jié)合過程中會遇到一些問題，需要生產(chǎn)廠家和技術(shù)合作方根據(jù)實際情況進(jìn)行具體分析和解決。

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中圖分類號TQ221.212

第一作者簡介：欒業(yè)志男1982年生工程師碩士現(xiàn)從事甲醇制烯烴技術(shù)開發(fā)工作

收稿日期：267-271.2015年5月

Seperation Process Simulation of the Methanol to Propylene and Catalytic Cracking Joint Production Unit

Luan Yezhi Lü Jianning

Abstract:For a catalytic cracking unit which is in the condition of low capacity utilization rate and serious spare capacity,a simulation model of methanol to propylene and catalytic cracking joint production unit is established by using PRO/Ⅱsoftware and its reliability is verified.The temperature,load and hydraulics of the tower are analyzed.When the propylene capacity accounts for 40%of the FCC unit capacity(one million tons/year),the absorption-stabilization system and gas fractionation system can be applied directly in the joint production unit without modification,and the maximum processing capacity of methanol is 100000 tons/year.When the propylene capacity accounts for 20%,only by reconstructing the plate or increasing the reflux can the normal operation of desorption tower be met,and the maximum processing capacity of methanol is 130000 tons/year.

Key words:Catalytic cracking unit;Methanol to propylene;Joint production;Simulation model