延遲焦化裝置主分餾塔分離深度模擬研究

侯章貴，梁嘉達(dá)，周雨澤，李國慶

(1.中海石油煉化有限責(zé)任公司，廣東 惠州 516086；2.華南理工大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院)

延遲焦化裝置主分餾塔分離深度模擬研究

侯章貴1，梁嘉達(dá)2，周雨澤1，李國慶2

(1.中海石油煉化有限責(zé)任公司，廣東 惠州 516086；2.華南理工大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院)

以主分餾塔粗汽油終餾點為表征分離程度的獨立變量，基于典型流程，結(jié)合流程模擬和數(shù)據(jù)回歸技術(shù)，全面分析粗汽油終餾點變化對裝置能耗、蒸汽產(chǎn)量以及產(chǎn)品產(chǎn)量的影響，并以此為基礎(chǔ)總結(jié)了計算最優(yōu)粗汽油終餾點的一般方法。將所建方法應(yīng)用于某4.2 Mt/a延遲焦化裝置，結(jié)果表明，該方法是可行的，按其求解的最優(yōu)粗汽油終餾點操作，裝置效益可提高767.9萬元/a。

延遲焦化 分餾塔 汽油 終餾點 模擬 分餾

延遲焦化因工藝成熟、投資低、原料靈活，被廣泛應(yīng)用于渣油深加工[1]，又因為主要發(fā)生高溫?zé)崃呀夂涂s合反應(yīng)，因此能耗較高[2-3]。一般焦化裝置由3部分構(gòu)成：生焦系統(tǒng)、主分餾塔和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。其中，主分餾塔將來自焦炭塔的反應(yīng)油氣分離成富氣、粗汽油、柴油和蠟油，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)則將富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣和穩(wěn)定汽油[4]。

鑒于焦化汽柴油硫含量和烯烴含量高等特點，一般不與其它工藝的汽柴油混合加氫精制，而是進(jìn)專門的焦化汽柴油加氫精制裝置，經(jīng)脫硫后再分離成汽油和柴油[4]。通?？梢杂么制徒K餾點即穩(wěn)定汽油終餾點表征主分餾塔或焦化裝置的產(chǎn)品分離程度。經(jīng)驗表明，終餾點升高，下游吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量增加，系統(tǒng)能耗會增加，但干氣收率會降低；反之，終餾點降低，柴油產(chǎn)量上升，有利于提高裝置的蒸汽產(chǎn)量，但穩(wěn)定汽油量會下降?？梢姡制徒K餾點或分離深度的選擇受多方因素制約，需綜合權(quán)衡。

迄今，眾多相關(guān)研究已經(jīng)開展[5-9]。如吳聳等[10]利用線性回歸方法探討了裝置處理量和熱負(fù)荷等參數(shù)對工程費用的影響；Xia Yong等[11]研究了如何優(yōu)化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作，以降低干氣中C3+組分的含量；李國慶等[12]研究了主分餾塔系統(tǒng)循環(huán)比對裝置能耗和效益的影響，總結(jié)了求解最優(yōu)循環(huán)比的一般方法；李國慶等[13]將吸收穩(wěn)定系統(tǒng)和下游氣體分離裝置視為一體，探討了求解聯(lián)合裝置最優(yōu)解吸率的一般方法；而戴寶華等[14]則研究了汽油終餾點對汽油硫與原料硫比值的影響。但探求焦化裝置最佳粗汽油分離深度的研究卻少見報道。本研究將焦化主分餾塔和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)視為一個整體，采用流程模擬技術(shù)和數(shù)值回歸技術(shù)，定量探求汽油終餾點對系統(tǒng)效益的影響，以總結(jié)實現(xiàn)焦化裝置優(yōu)化分離的一般方法。

1 典型流程

圖1是新投產(chǎn)的國內(nèi)某4.2 Mt/a延遲焦化裝置的主分餾塔和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程，將其作為本研究的基本流程。

焦炭塔塔頂出來的油氣進(jìn)入延遲焦化主分餾塔的脫過熱段，循環(huán)油與原料渣油進(jìn)入塔底，從塔底分兩股抽出：一股送至加熱爐及焦炭塔(模擬時忽略加熱爐與焦炭塔)；另一股物流抽出后經(jīng)過過濾，再進(jìn)入分餾塔底部作為洗滌油脫除油氣中的焦粉。未被洗滌下來的油氣則通過洗滌段繼續(xù)上升進(jìn)入塔的分餾段。

蠟油從主分餾塔的第18層塔盤下的蠟油集油箱抽出，蠟油抽出后分為兩股：一股自流流入蠟油汽提塔，汽提出的輕組分和蒸汽進(jìn)入分餾塔，汽提后的蠟油產(chǎn)品出裝置邊界；另一股蠟油抽出后分為兩部分，一部分作為回流蠟油返回到分餾塔的第19層；另一部分用于加熱188.2 ℃的除氧水，發(fā)生1.0 MPa蒸汽后再分為兩股：其中一股去焦炭塔塔頂作為急冷油，另一股返回到分餾塔的第15塊塔板作熱回流。

圖1 延遲焦化裝置分餾塔和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)原則流程

柴油從分餾塔第8層塔盤以下的柴油集油箱抽出并且分成了兩股：一股自流流入柴油汽提塔，汽提出的輕組分和蒸汽進(jìn)入分餾塔，汽提后的柴油產(chǎn)品抽出后，經(jīng)蒸汽發(fā)生器、柴油冷卻器后與穩(wěn)定汽油出裝置線合并混合至加氫裝置；另一股柴油抽出后分為兩股物流：一股作為熱回流返回到分餾塔的第9塊塔板，余者則經(jīng)換熱后再分成兩股：一股送至再吸收塔塔頂作為貧吸收油，余下的柴油經(jīng)蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生0.45 MPa蒸汽后再與再吸收塔塔底來的富吸收柴油合二為一返回分餾塔第5塊塔板。

分餾塔塔頂?shù)挠蜌饨?jīng)過空氣冷卻器后，部分冷凝為液相。冷凝混合物進(jìn)入到分餾塔塔頂?shù)姆忠汗?，富氣直接流入壓縮機(jī)的入口，進(jìn)行兩級壓縮；部分粗汽油返回到分餾塔塔頂以控制頂部溫度，將其余的粗汽油抽出送至吸收塔作吸收劑；含硫污水則抽出送至裝置外的污水汽提裝置。

在吸收塔中，從焦化富氣平衡罐來的富氣與貧吸收汽油逆向接觸，從吸收塔塔底出來的富吸收汽油則會流入焦化富氣平衡罐中，吸收塔出來的貧氣流入再吸收塔的塔底，并且和分餾塔來的貧吸收柴油逆向接觸，在再吸收塔塔頂?shù)玫礁蓺?。再吸收塔塔底出來的富吸收柴油與貧吸收柴油換熱后返至分餾塔第5層塔盤。

在解吸塔中，從焦化富氣平衡罐來的汽油中的輕組分會被汽提出來。從解吸塔塔頂出來的氣相與其它物流混合后又流入焦化富氣冷卻器。從解吸塔塔底出來的脫乙烷汽油抽出送至穩(wěn)定塔。

穩(wěn)定塔將從解吸塔塔底來的脫乙烷汽油再分餾為液化氣和穩(wěn)定汽油。塔底的穩(wěn)定汽油經(jīng)過冷卻后，分成兩部分：一部分經(jīng)與柴油產(chǎn)品混合出裝置至汽柴油加氫裝置；另一部分則與粗汽油混合作為吸收塔的吸收劑。

圖1中，反應(yīng)油氣和原料渣油進(jìn)主分餾塔的溫度一定，循環(huán)比一定。回流柴油和產(chǎn)品柴油分別產(chǎn)0.45 MPa飽和蒸汽量Gs1和Gs2(t/h)，回流蠟油產(chǎn)1.0 MPa飽和蒸汽量Gs3(t/h)。干氣、液化氣、汽油、柴油、蠟油的產(chǎn)量分別為Fg，F(xiàn)y，F(xiàn)q，F(xiàn)c，F(xiàn)l(t/h)。另外，穩(wěn)定塔塔底和解吸塔塔底再沸器熱負(fù)荷分別為Qh1和Qh2(MW)；分餾塔塔頂、穩(wěn)定塔塔頂、產(chǎn)品柴油、穩(wěn)定汽油、富氣壓縮機(jī)級間、凝縮油罐進(jìn)料和吸收塔中段的冷卻負(fù)荷分別為Qc1，Qc2，Qc3，Qc4，Qc5，Qc6，Qc7(MW)；富氣壓縮機(jī)一級和二級功耗分別為Wc1和Wc2(kW)；壓縮機(jī)一級冷凝液泵、粗汽油泵、凝縮油泵、脫乙烷汽油泵和穩(wěn)定汽油泵的功耗分別為Wp1，Wp2，Wp3，Wp4，Wp5(kW)。

下面將以圖1流程為基礎(chǔ)，研究粗汽油終餾點變化對再沸負(fù)荷、冷卻負(fù)荷、壓縮機(jī)功耗、泵功耗、蒸汽產(chǎn)量以及產(chǎn)品分布的影響。

2 粗汽油最優(yōu)終餾點的確定

2.1 粗汽油終餾點對能耗的影響

隨著粗汽油終餾點升高，粗汽油餾出量會增加，使得主分餾塔塔頂冷卻負(fù)荷增加，也增大了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的處理量，導(dǎo)致解吸塔和穩(wěn)定塔的再沸負(fù)荷增加，但會相應(yīng)減少富氣量，從而降低富氣壓縮機(jī)功耗。上述關(guān)系可通過Pro/Ⅱ流程模擬并且進(jìn)行數(shù)據(jù)擬合得到，如式(1)～式(3)所示。

Qh=Qh1+Qh2=f1(x)

(1)

Qc=Qc1+Qc2+Qc3+Qc4+Qc5+Qc6+Qc7
=f2(x)

(2)

W=Wc1+Wc2+Wp1+Wp2+Wp3+Wp4+Wp5
=f3(x)

(3)

式中：Qh是總再沸負(fù)荷，即總加熱負(fù)荷，MW；x是粗汽油終餾點，℃；Qc是總冷卻負(fù)荷，MW；W是總功耗，kW。

2.2 粗汽油終餾點對產(chǎn)汽量的影響

粗汽油終餾點升高，會減少柴油量，從而減少柴油回流和柴油產(chǎn)品的產(chǎn)汽量，其關(guān)系同樣可以通過流程模擬和數(shù)據(jù)擬合得到，如式(4)和式(5)所示。

Gs1+Gs2=3 600(Qs1+Qs2)/ΔH1=f4(x)

(4)

Gs3=3 600Qs3/ΔH2=f5(x)

(5)

式中：Qs1、Qs2和Qs3分別是柴油回流、柴油產(chǎn)品和蠟油回流蒸汽發(fā)生器的有效熱負(fù)荷，MW；ΔH1和ΔH2分別是0.45 MPa和1.0 MPa蒸汽的相變潛熱，MJ/t。0.45 MPa蒸汽的產(chǎn)汽流程是來自系統(tǒng)的104 ℃除氧水先預(yù)熱到150 ℃，再進(jìn)柴油回流和柴油產(chǎn)品蒸汽發(fā)生器，發(fā)生溫度為159.1 ℃的0.45 MPa飽和蒸汽，故ΔH1=2 326.3 MJ/t；1.0 MPa蒸汽的產(chǎn)汽流程是：除氧水預(yù)熱到165 ℃，再進(jìn)蠟油回流蒸汽發(fā)生器，發(fā)生溫度為188.2 ℃的1.1 MPa飽和蒸汽，故ΔH2=2 102.29 MJ/t。于是式(4)和式(5)變換為：

Gs1+Gs2=1.547 5(Qs1+Qs2)=f4(x)

(6)

Gs3=1.712 4Qs3=f5(x)

(7)

2.3 粗汽油終餾點對產(chǎn)品產(chǎn)量的影響

一般來說，粗汽油終餾點變化不會影響液化氣的產(chǎn)量，這是因為液化氣的主要成分是C3和C4，餾分很輕；粗汽油終餾點上升，穩(wěn)定汽油產(chǎn)量增加，柴油產(chǎn)量減少，干氣產(chǎn)量幾乎不變，其關(guān)系可表述為式(8)所示。

Fg=f6(x)

Fy=f7(x)

Fq=f8(x)

Fc=f9(x)

Fl=f10(x)

(8)

2.4粗汽油終餾點對系統(tǒng)總效益的影響

下面將從總能耗成本、總產(chǎn)汽收益和總產(chǎn)品收益3方面進(jìn)行討論。

2.4.1總能耗成本總結(jié)式(1)～式(3)，得到圖1所示系統(tǒng)的總能耗成本，如式(9)所示。

(9)

式中：B1是總能耗成本，元/h；ΔH3和ΔH4分別是1.0 MPa和3.5 MPa蒸汽的相變潛熱，MJ/t，這是因為解吸塔塔底用1.0 MPa蒸汽做熱源，穩(wěn)定塔塔底用3.5 MPa蒸汽做熱源；cs1和cs2分別是1.0 MPa和3.5 MPa蒸汽的單價，元/t；而ccl是冷卻負(fù)荷單價，元/MJ；cp是電價，元/(kW·h)。由250 ℃、1.0 MPa過熱蒸汽變?yōu)?84 ℃飽和水的焓差為2 166 MJ/t，即ΔH3=2 166 MJ/t；350 ℃、3.5 MPa過熱蒸汽變?yōu)?43 ℃飽和水的焓差為2 052.1 MJ/t，即ΔH4=2 052.1 MJ/t。另外，將冷卻負(fù)荷折算成當(dāng)量循環(huán)水耗處理，并假設(shè)循環(huán)水的平均傳熱溫差為8 ℃，循環(huán)水的單價為cw(元/t)，則式(9)變成：

B1=1.662 0Qh1cs1+1.754 3Qh2cs2+
107.375Qccw+Wcp

(10)

2.4.2總產(chǎn)汽收益總結(jié)式(6)～式(7)，得到系統(tǒng)的總產(chǎn)汽收益如式(11)所示。

B2=1.547 5(Qs1+Qs2)cs3+1.712 4Qs3cs1

(11)

式中：B2是總產(chǎn)汽效益，元/h；cs3是0.45 MPa蒸汽的單價，元/t。

2.4.3總產(chǎn)品收益總結(jié)式(8)，得到裝置的總產(chǎn)品收益如式(12)所示。

B3=Fgcg+Fycy+Fqcq+Fccc+Flcl

(12)

式中：B3是總產(chǎn)品效益，元/h；cg，cy，cq，cc，cl分別是干氣、液化氣、汽油、柴油和蠟油的單價，元/t。

2.4.4原料成本原料成本B4(元/h)是圖1所示系統(tǒng)中，反應(yīng)油氣、原料渣油與輻射段進(jìn)料油的價格差額，與x無關(guān)。

2.4.5總效益總結(jié)式(9)～式(12)，得到圖1所示系統(tǒng)的總效益B(元/h)為：

B=B2+B3-B1-B4=f(x)

(13)

2.5 確定粗汽油的最優(yōu)終餾點

用2種方法確定粗汽油的最優(yōu)終餾點xopt。

2.5.1以總效益為目標(biāo)函數(shù)對式(13)所示的目標(biāo)函數(shù)求導(dǎo)，令其一階導(dǎo)數(shù)為零，有：

dB/dx=df(x)/dx=0

(14)

求解式(14)，便可得到對應(yīng)的最優(yōu)粗汽油終餾點xopt，以它規(guī)定系統(tǒng)的分離深度，便可實現(xiàn)系統(tǒng)的最大效益Bmax。

2.5.2以總能耗為目標(biāo)函數(shù)鑒于冷卻負(fù)荷、加熱負(fù)荷能級的不同，在此以第二定律有效能記總能耗。

Ex=Qh1εh3+Qh2εh2+Qcεw+Wεe-
(Qs1+Qs2)εh1-Qs3εh2

(15)

式中：Ex是圖1所示系統(tǒng)的總有效能損失，MW；εh1，εh2，εh3，εw，εe分別是0.45 MPa蒸汽、1.0 MPa蒸汽、3.5 MPa蒸汽、循環(huán)冷卻水和電的能級(簡單來說，能級就是物流的攝氏溫度與開氏溫度之比，電的能級為1)。其中，0.45 MPa蒸汽、1.0 MPa蒸汽、3.5 MPa蒸汽、循環(huán)冷卻水的平均溫度分別取159，188，243，30 ℃。計算得εh1=0.368 2，εh2=0.407 9，εh3=0.470 8，εe=1，εw=0.099 0。于是：

Ex=0.470 8Qh1+0.407 9Qh2+0.099 0Qc+
W-0.368 2(Qs1+Qs2)-0.407 9Qs3

(16)

對式(16)所示的目標(biāo)函數(shù)求導(dǎo)，令其一階導(dǎo)數(shù)為零，有：

dEx/dx=0

(17)

求解式(17)，便可得到對應(yīng)的最優(yōu)粗汽油終餾點x′opt，以它規(guī)定系統(tǒng)的分離程度，便可實現(xiàn)系統(tǒng)的最小有效能損失Ex，min。

3 實例應(yīng)用

以圖1所示的4.2 Mt/a延遲焦化裝置為例，運用上述方法探求主分餾塔系統(tǒng)的最佳切割深度。

3.1 現(xiàn)場操作模擬擬合

在進(jìn)行優(yōu)化研究前，先對裝置進(jìn)行Pro/Ⅱ全流程模擬，并盡量使模擬結(jié)果與實際操作一致。這樣一方面可以證明建模過程中所采用的熱力學(xué)方法和選用的相關(guān)設(shè)備效率(如塔板效率)和參數(shù)(如換熱器的K值校正因子和流體污垢熱阻)是正確的，另一方面可以保證將要進(jìn)行的優(yōu)化研究的可靠性。

表1是圖1所示焦化裝置的基本操作條件，表2是圖1所示系統(tǒng)在x=219 ℃時的Pro/Ⅱ全流程模擬結(jié)果與現(xiàn)場操作參數(shù)對比。從表2可以看出，模擬結(jié)果與現(xiàn)場值基本吻合，說明建模時所采用的熱力學(xué)方法、塔板效率等參數(shù)基本正確，可以基于流程模擬結(jié)果進(jìn)行優(yōu)化研究。

表1 焦化裝置基本操作條件

表2 流程模擬結(jié)果及與現(xiàn)場操作參數(shù)對比

3.2 能耗、蒸汽產(chǎn)量、產(chǎn)品產(chǎn)量與汽油終餾點的關(guān)系

調(diào)整粗汽油的終餾點從180 ℃到225 ℃，每隔5 ℃模擬一次，得到其能耗、蒸汽產(chǎn)量和產(chǎn)品產(chǎn)量與汽油終餾點的關(guān)系，分別如圖2～圖4所示。模擬過程中，保證柴油恩氏蒸餾95%餾出溫度、蠟油50%餾出溫度、粗汽油5%餾出溫度、干氣中C3+組分含量、脫乙烷汽油中C2-組分含量、液化氣中C5+組分含量，以及系統(tǒng)的循環(huán)比與實際要求一致。

圖2 模擬得到的能耗與粗汽油終餾點的關(guān)系■—Qc； ●—Qh； ▲—Qh2；▼—Qh1；?—W

模擬過程中，機(jī)泵效率均取65%。從圖2可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，冷卻負(fù)荷和加熱負(fù)荷上升，機(jī)泵功耗基本不變。式(18)～式(20)是基于圖2，通過數(shù)據(jù)回歸得到的f1(x)，f2(x)，f3(x)函數(shù)關(guān)系。計算得到其相關(guān)性系數(shù)R2分別為0.988，0.963，0.990，說明回歸精度較高。

圖3 模擬得到的蒸汽產(chǎn)量與粗汽油終餾點的關(guān)系■—0.45 MPa蒸汽； ●—1.0 MPa蒸汽

(18)

f2(x)=0.001 1x2-0.427 7x+114.659

(19)

f3(x)=-2.188x+5 557

(20)

從圖3可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，0.45 MPa蒸汽產(chǎn)量減少，1.0 MPa蒸汽產(chǎn)量先減后增。式(21)和式(22)是基于圖3，通過數(shù)據(jù)回歸得到的f4(x)和f5(x)函數(shù)關(guān)系。計算得到其相關(guān)性系數(shù)R2分別為0.990和0.979，說明回歸精度較高。

f4(x)=-0.010 9x+21.36

(21)

f5(x)=0.000 81x2-0.339x+51.576

(22)

圖4 模擬得到的產(chǎn)品產(chǎn)量與粗汽油終餾點的關(guān)系●—Fc；?—F1； ■—Fq； ▲—Fg； ▼—Fy

從圖4可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，穩(wěn)定汽油產(chǎn)量增加，柴油產(chǎn)量減少，但液化氣產(chǎn)量、蠟油產(chǎn)量以及干氣產(chǎn)量基本不變。式(23)～式(27)是基于圖4，通過數(shù)據(jù)回歸得到的f6(x)，f7(x)，f8(x)，f9(x)，f10(x)函數(shù)關(guān)系。計算得到其相關(guān)性系數(shù)R2分別為0.980，1.000，0.999，0.998，0.987，說明回歸精度較高。

f6(x)=0.026x2-10.05x+21 050

(23)

f7(x)=18.48

(24)

f8(x)=-0.000 003 089x4+0.002 567 38x3-
0.795 08x2+109.15x-5 534.74

(25)

f9(x)=0.000 005 864x4-0.004 878x3+
1.509x2+206.14x+10 652

(26)

f10(x)=-0.000 002 73x4+0.002 272 94x3-0.702 35x2+95.414 6x-4 699.06

(27)

3.3 總產(chǎn)品收益與汽油終餾點的關(guān)系

下面將通過數(shù)據(jù)回歸得到總產(chǎn)品收益B3與x的關(guān)系。為此，先規(guī)定各項產(chǎn)品和能源的單價，如表3所示。

表3 能耗及產(chǎn)品單價

1) 電價單位為元/(kWh)。

將表3數(shù)據(jù)代入相應(yīng)的關(guān)系式，得到能耗成本B1和產(chǎn)汽收益B2與x的關(guān)系，如式(28)、式(29)和圖5所示。從圖5可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，能耗成本增加，產(chǎn)汽收益減少。

B1=28.52x+15 542

(28)

B2=0.203x2-87.29x+17 206

(29)

圖5 能耗成本和產(chǎn)汽收益與粗汽油終餾點的關(guān)系●—B1； ■—B2

同樣，將表3數(shù)據(jù)代入相應(yīng)的關(guān)系式，得到總產(chǎn)品收益B3與x的關(guān)系，如式(30)和圖6所示。從圖6可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，總產(chǎn)品收益先增后減，在x=210 ℃處有最大值。

B3=0.007 33x4-6.104x3+1 884.474x2-255 303.358x+140 924 39.54

(30)

圖6 總產(chǎn)品收益與粗汽油終餾點的關(guān)系

3.4 確定最優(yōu)粗汽油終餾點

3.4.1以總效益為目標(biāo)函數(shù)綜合式(28)～式(30)得到系統(tǒng)總效益B與x之間的關(guān)系(不考慮B4項)，如式(31)和圖7所示。

B=0.007 33x4-6.104x3+1 884.677x2-255 419.168x+140 941 03.54

(31)

圖7 系統(tǒng)總效益與粗汽油終餾點的關(guān)系

對式(31)求導(dǎo)：

dB/dx=0.029 32x3-18.312x2+3 769.354x-255 419.168

(32)

令式(32)等于0，計算得到最優(yōu)粗汽油終餾點xopt=212.9 ℃。

表4為現(xiàn)有操作(x=219 ℃)與優(yōu)化操作(xopt=212.9 ℃)的相關(guān)參數(shù)對比。

表4 延遲焦化裝置現(xiàn)有操作與優(yōu)化操作參數(shù)對比

從表4可以看出：相比現(xiàn)有操作，最優(yōu)操作時解吸塔和穩(wěn)定塔再沸器負(fù)荷分別降低0.47 MW和0.18 MW，因此節(jié)省1.0 MPa蒸汽0.681 t/h、3.5 MPa蒸汽0.316 t/h；增產(chǎn)柴油4.660 t/h，少產(chǎn)穩(wěn)定汽油3.780 t/h、蠟油0.870 t/h、干氣0.010 t/h，總冷卻負(fù)荷下降0.37 MW，總機(jī)泵功耗提高0.02 MW。綜合效益增加914.16元/h，按裝置年運行8 400 h計，年度效益增加767.9萬元。

3.4.2以總能耗為目標(biāo)函數(shù)綜合式(18)～式(22)，得到系統(tǒng)總有效能損失Ex與x的關(guān)系，如式(33)和圖8所示。式(33)在x=180～225 ℃區(qū)間內(nèi)Ex是單調(diào)遞增的，說明單純從降低系統(tǒng)有效能損失的角度出發(fā)，粗汽油終餾點越低越好。

Ex=-0.000 083x2+0.067 5x+7.682 8

(33)

圖8 系統(tǒng)總有效能損失與粗汽油終餾點的關(guān)系

4 結(jié) 論

(1) 在文獻(xiàn)和現(xiàn)場調(diào)研的基礎(chǔ)上，提出用粗汽油終餾點表征延遲焦化裝置分餾系統(tǒng)的分離深度。

(2) 結(jié)合流程模擬技術(shù)，定量研究了粗汽油終餾點變化對裝置能耗、蒸汽產(chǎn)量和產(chǎn)品產(chǎn)量的影響。結(jié)合數(shù)值回歸技術(shù)，提出了分別以系統(tǒng)總效益和系統(tǒng)總有效能損失為目標(biāo)函數(shù)的兩種最優(yōu)粗汽油終餾點計算方法。

(3) 將所建立的方法應(yīng)用于某4.2 Mt/a延遲焦化裝置，當(dāng)以總效益為目標(biāo)函數(shù)時，得到其操作范圍內(nèi)粗汽油最優(yōu)終餾點為212.9 ℃，按其操作，可實現(xiàn)新增效益767.9萬元/a；當(dāng)按總有效能損失為目標(biāo)函數(shù)時，宜低終餾點操作。表明所建方法可以有效地指導(dǎo)生產(chǎn)。

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SIMULATIONOFCUTTINGDEPTHOFDISTILLATIONTOWEROFDELAYEDCOKER

Hou Zhanggui1， Liang Jiada2， Zhou Yuze1， Li Guoqing2

(1.CNOOCOil&PetrochemicalsCo.，Ltd.，Huizhou，Guangdong516086；2.ChemicalEngineeringInstitute，SouthChinaUniversityofTechnology)

The naphtha end point(x) from delayed coking distillation tower is taken as the independent variable representing the depth of separation. The relationships betweenxand energy consumption， steam production， product distribution are examined based on the process flow sheet，using the technology of process simulation and data regression. A general method of determining the optimalxis developed， considering the total economic benefit or total energy loss. The application of the method in a 4.2 Mt/a delayed coker can improve the benefit of the unit about 7.679 million Yuan/a.

delayed coking； distillation tower； naphtha； end point； simulation； distillation

2014-09-16；修改稿收到日期： 2014-12-15。

侯章貴，本科，高級工程師，從事石油化工技術(shù)工作。

梁嘉達(dá)，E-mail：leunggd@foxmail.com。