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      催化裂化分餾和吸收穩(wěn)定全流程模擬與優(yōu)化①

      2016-11-14 05:32:56龐利敏包江滔
      石油與天然氣化工 2016年5期
      關(guān)鍵詞:油漿分餾塔沸器

      龐利敏 包江滔

      中國石油化工股份有限公司金陵石化分公司

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      催化裂化分餾和吸收穩(wěn)定全流程模擬與優(yōu)化①

      龐利敏包江滔

      中國石油化工股份有限公司金陵石化分公司

      Aspen-Plus全流程模擬恩氏蒸餾曲線補(bǔ)充吸收劑分餾塔

      應(yīng)用流程模擬軟件Aspen-Plus[3-4]對(duì)Ⅰ催化裂化分餾和吸收穩(wěn)定進(jìn)行全流程模擬、靈敏度分析及優(yōu)化,得到各參數(shù)的優(yōu)化值,以達(dá)到提高產(chǎn)品質(zhì)量和降低過程能耗的目的。

      1 模型建立

      結(jié)合Ⅰ催化裂化裝置的實(shí)際生產(chǎn)工藝和設(shè)備數(shù)據(jù),建立Aspen-Plus的主分餾塔和吸收-穩(wěn)定工段模型,物性方法選擇BK10。在進(jìn)行模擬運(yùn)算前,需要知道分餾塔進(jìn)料的TBP(實(shí)沸點(diǎn)蒸餾)曲線數(shù)據(jù)。但在實(shí)際生產(chǎn)中,由于從沉降器來的反應(yīng)油氣溫度高且餾程寬,其中包含水蒸氣、大量可凝性烴類及不凝氣體,無法測(cè)其數(shù)據(jù)。通過采集2015年Ⅰ催化裂化穩(wěn)定汽油、液態(tài)烴、干氣、油漿、柴油、酸性水等分析數(shù)據(jù)和流量的年平均值,進(jìn)而根據(jù)物料平衡確定分餾塔的進(jìn)料量和進(jìn)料組成。Aspen-Plus模型見圖1,在分餾系統(tǒng)中通過控制溫度、壓力、回流量等工藝因素,保證側(cè)線產(chǎn)品質(zhì)量合格。吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)利用吸收和精餾方法,將分餾系統(tǒng)來的富氣和粗汽油分離出質(zhì)量合格的干氣、液態(tài)烴和穩(wěn)定汽油,且盡量回收干氣中的液態(tài)烴等產(chǎn)品。另外,生產(chǎn)工藝條件由金陵分公司數(shù)據(jù)采集系統(tǒng)整理,采用平均值以確保模型的準(zhǔn)確性,主要參數(shù)見表1。

      2 模型驗(yàn)證

      表1 主要操作參數(shù)Table1 Mainoperationparameters項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)分餾塔富氣壓縮機(jī) 塔板數(shù)34 一段出口表壓/MPa0.44 再吸收油返塔位置23 二段出口表壓/MPa1.3 頂循抽出/返回塔板30/34吸收塔 頂循抽出量/(t·h-1)140 粗汽油進(jìn)料溫度/℃30 頂循返塔溫度/℃60 富氣進(jìn)塔溫度/℃45 一中抽出/返回塔板13/17,19 補(bǔ)吸收油溫度/℃30 一中抽出量/(t·h-1)146 補(bǔ)吸收油流量/(t·h-1)46 一中返塔溫度/℃155 中段抽出量/(t·h-1)85 二中抽出/返回塔板3/6 中段回流冷后溫度/℃30 二中抽出量/(t·h-1)35再吸收塔 二中返塔溫度/℃221 塔板數(shù)24 油漿抽出/返回塔板塔底/人字擋板上,下 塔頂表壓/MPa1.15 油漿循環(huán)量/(t·h-1)350(上下返口) 貧吸收油進(jìn)料溫度/℃40 油漿返塔溫度/℃255 再吸收油進(jìn)料量/ (t·h-1)11 柴油抽出/返回塔板17,19/22解吸塔 柴油出裝置流量/(t·h-1)29.0842 塔板數(shù)32 汽提蒸汽溫度/℃260 進(jìn)料板32/25 汽提蒸汽表壓/MPa0.88 塔頂表壓/MPa1.15 柴油汽提蒸汽量/(t·h-1)1.4 塔底流出量占進(jìn)料比0.9756 油漿去焦化/(t·h-1)9.532 底溫/℃107 回?zé)捰腿ハ炗图託?(t·h-1)5 再沸器返塔溫度/℃119 分餾塔進(jìn)料溫度/℃500穩(wěn)定塔 分餾塔進(jìn)料表壓/MPa0.17 塔板數(shù)50 分餾塔塔頂油氣冷后 溫度/℃45 進(jìn)料板19,23 分餾塔塔頂表壓/kPa148 塔頂表壓/MPa1.13 分餾塔頂溫/℃124 回流比(w)2.7 塔頂含硫污水量/(t·h-1)1.5 塔頂液態(tài)烴冷后溫度/℃40

      3 分餾-吸收穩(wěn)定操作參數(shù)優(yōu)化

      由于分餾-吸收穩(wěn)定流程復(fù)雜,前后關(guān)聯(lián)性強(qiáng)[7-8]。因此,對(duì)其操作參數(shù)的優(yōu)化必須從全流程出發(fā),單個(gè)操作單元的優(yōu)化并不適合實(shí)際生產(chǎn)過程。在分餾工段中,保證產(chǎn)品質(zhì)量合格的前提下,要盡可能取走高溫位熱源用于發(fā)汽、給吸收穩(wěn)定單元提供熱源等。在吸收-穩(wěn)定工段中,諸如吸收塔的壓力、溫度等主要是由系統(tǒng)壓力平衡和熱平衡決定,其可調(diào)節(jié)的余地較小。生產(chǎn)中往往通過調(diào)節(jié)補(bǔ)充吸收劑和粗汽油的流量控制吸收塔的吸收效果,通過調(diào)節(jié)解吸塔塔底再沸器負(fù)荷控制解吸效果。由于補(bǔ)充吸收油流量及解吸塔再沸器負(fù)荷直接影響系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)物的流量,因此,只有吸收塔“恰當(dāng)”吸收、解吸塔“恰當(dāng)”解吸才能最大限度地減小循環(huán)物流流量,降低系統(tǒng)運(yùn)行負(fù)荷,從而使系統(tǒng)處于最佳的操作狀態(tài),而判斷“恰當(dāng)”與否及關(guān)聯(lián)參數(shù)的影響程度只能通過產(chǎn)品質(zhì)量控制來體現(xiàn)。因此,從以下3個(gè)方面進(jìn)行了詳細(xì)研究:

      表2 干氣和液態(tài)烴實(shí)際和模擬所得的產(chǎn)品組成Table2 Actualandsimulatedproductcompositionofdrygasandliquidhydrocarbonφ/%干氣組分實(shí)際模擬液態(tài)烴組分實(shí)際模擬空氣16.36116.372空氣0.0000.000甲烷23.55323.565甲烷0.0000.000二氧化碳2.0101.800二氧化碳0.0000.000乙烯7.7597.748乙烯0.0000.000乙烷6.4496.448乙烷0.6270.600硫化氫0.2960.330硫化氫0.0680.078丙烯0.7930.900丙烯37.11938.084丙烷0.1500.150丙烷9.9079.865異丁烷0.0910.100異丁烷16.03015.919正丁烷0.0610.076正丁烷3.4703.445正異丁烯0.1940.201正異丁烯12.07511.926反丁烯-20.0660.073正丁烯5.4925.408順丁烯-20.0730.075反丁烯-27.9457.968碳50.0000.000順丁烯-27.8217.868氫氣42.13542.163碳50.0120.001

      (1) 考察分餾塔一中循環(huán)回流(以下簡(jiǎn)稱一中)和塔頂循環(huán)回流(以下簡(jiǎn)稱頂循)的返塔溫度對(duì)汽油和柴油產(chǎn)品質(zhì)量的影響,在保證穩(wěn)定塔塔底再沸器熱負(fù)荷和分餾塔產(chǎn)品質(zhì)量合格的前提下,求得所需一中最小循環(huán)量,以期最大程度地移走油漿的高溫位熱源。

      (3) 考察解吸塔再沸器熱負(fù)荷對(duì)解吸氣量、液態(tài)烴中C2和C5體積分?jǐn)?shù)及穩(wěn)定塔再沸器熱負(fù)荷的影響,通過求得解吸塔塔底重沸器所需最小蒸汽量,實(shí)現(xiàn)解吸塔的“卡邊”操作。

      3.1考察一中和頂循取熱量的影響

      催化裂化分餾系統(tǒng)主要由主分餾塔、塔頂油氣冷卻系統(tǒng)、柴油汽提塔、回?zé)捰凸藜爸卸窝h(huán)回流組成。其中,主分餾塔的絕大部分熱量由過熱狀態(tài)下的反應(yīng)油氣帶入塔內(nèi),除塔頂產(chǎn)物以氣相狀態(tài)離開分餾塔外,其余產(chǎn)物以液相狀態(tài)離開主分餾塔。因此,分餾過程需要取走大量顯熱和液相產(chǎn)物冷凝潛熱。對(duì)于分餾系統(tǒng),反應(yīng)油氣熱量的充分和優(yōu)化利用是降低催化裂化過程能耗的主要途徑。分餾塔一般設(shè)有頂循環(huán)回流、一中段循環(huán)回流、二中段循環(huán)回流和油漿循環(huán)回流,以取走過剩的熱量。取熱的原則是盡可能從高溫位的油漿和中段循環(huán)取走熱量。詳細(xì)的實(shí)際操作中取熱分布見表3。

      首先,在對(duì)分餾系統(tǒng)模擬的過程中,采用控制變量法,定義油漿的小排量不變,以油漿取熱量作為變量,保證油漿的蒸餾曲線不變化,通過調(diào)節(jié)頂循和一中的返塔溫度,考察對(duì)汽油的干點(diǎn)溫度和柴油的95%餾出溫度的影響,其趨勢(shì)見圖3。

      隨著頂循和一中返塔溫度的上升,汽油干點(diǎn)和柴油95%餾出溫度均上升,這主要是因?yàn)殡S著頂循返塔溫度的上升,頂循取熱量下降,整座塔的溫位上移。另外,從圖3還可以看出,一中取熱量對(duì)柴油質(zhì)量的影響比頂循取熱量要靈敏,變化趨勢(shì)大。生產(chǎn)操作中,要對(duì)一中取熱量進(jìn)行合理的調(diào)節(jié)。其次,在保證液態(tài)烴和穩(wěn)汽產(chǎn)品質(zhì)量合格的情況下(卡邊操作時(shí)),模擬得出穩(wěn)定塔再沸器的熱負(fù)荷為10 MW,工藝流程中給穩(wěn)定塔再沸器熱負(fù)荷提供熱源的為一中熱油,為不影響產(chǎn)品質(zhì)量,將一中的返塔溫度設(shè)在155 ℃,并將一中的熱負(fù)荷給定為10 MW。軟件運(yùn)行結(jié)果顯示,一中所需抽出量為131 t/h,比實(shí)際操作時(shí)的146 t/h少15 t/h。此時(shí),塔底油漿所取熱負(fù)荷達(dá)到18.9 MW,占總?cè)崃康谋壤秊?5.89%,高于實(shí)際生產(chǎn)中的44.82%,滿足盡量從高溫位的油漿取熱的原則。

      表3 分餾塔實(shí)際取熱Table3 Actualheatoffractionationcolumn項(xiàng)目抽出量/(t·h-1)返塔溫度/℃取熱負(fù)荷/MW取熱占比/%頂循環(huán)140609.6723.78一中循環(huán)14615510.4425.67二中循環(huán)352212.295.64油漿循環(huán)36025518.2644.82

      3.2考察補(bǔ)充吸收劑流量的影響

      3.3考察解吸塔再沸器熱負(fù)荷的影響

      4 結(jié) 論

      (1) Aspen-Plus流程模擬軟件基本可以反映Ⅰ催化裂化的生產(chǎn)過程,對(duì)實(shí)際生產(chǎn)、操作具有積極的指導(dǎo)意義。

      (2) 隨著頂循、一中返塔溫度的上升,汽油干點(diǎn)和柴油95%餾出溫度上升。在保證穩(wěn)定塔塔底熱負(fù)荷和分餾塔產(chǎn)品質(zhì)量合格的情況下,建議一中抽出量為131 t/h,對(duì)應(yīng)塔底油漿所取熱負(fù)荷達(dá)到18.9 MW,占總?cè)崃康谋壤秊?.458 9,高于之前的0.448 2。

      [1] 林世雄. 石油煉制工程[M]. 4版. 北京: 石油工業(yè)出版社, 2007: 290-294.

      [2] 陳俊武. 催化裂化工藝與工程[M]. 2版. 北京: 中國石化出版社, 2005: 32-37.

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      Process simulation and optimization for fluid catalytic cracking fractionation system and absorption-stabilization system

      Pang Limin, Bao Jiangtao

      (JinlingPetrochemicalCompany,Sinopec,Nanjing210033,China)

      Aspen-Plus, whole process simulation, ASTM D86 curve, additional absorbent, fractionating tower

      龐利敏(1988-),女,研究生,助理工程師,畢業(yè)于南京理工大學(xué)應(yīng)用化學(xué)系,現(xiàn)就職于中國石油化工股份有限公司金陵石化分公司I催化裂化車間。E-mail:pangliminfly@126.com

      TE624.4+1

      ADOI: 10.3969/j.issn.1007-3426.2016.05.006

      2016-05-23;編輯:溫冬云

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