乙烯裝置冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的模擬及優(yōu)化

陸向東

（中國石化 鎮(zhèn)海煉化分公司 烯烴部，浙江 寧波 315200）

乙烯裝置是石化工業(yè)的龍頭，技術(shù)水平的高低被看作是衡量一個國家石化工業(yè)發(fā)展水平的重要標(biāo)志［1］。乙烯裝置包括裂解和分離兩部分，工藝流程長，是最復(fù)雜的石化裝置。裝置中的冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)是分離部分的核心，也是冷量消耗最多的單元，它們的操作效果嚴(yán)重影響乙烯產(chǎn)品的質(zhì)量和回收率以及整個裝置的能耗水平［2］。因此，在乙烯裝置的操作過程中，十分重視冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的穩(wěn)定和優(yōu)化。

在乙烯裝置的操作過程中，僅憑操作經(jīng)驗難以實現(xiàn)深冷系統(tǒng)的優(yōu)化，若借助計算機(jī)流程模擬技術(shù)，可達(dá)到優(yōu)化目的［3］。化工設(shè)計和流程模擬中使用的計算機(jī)軟件種類較多，其中比較常用的有Aspen Tech公司的Aspen Plus軟件、SimSci公司的SimSci PRO/Ⅱ軟件及HRTI組織的模擬優(yōu)化軟件等。Aspen Plus軟件是公認(rèn)的功能強(qiáng)大的流程優(yōu)化模擬軟件，在石化領(lǐng)域被廣泛應(yīng)用，常用來模擬實際生產(chǎn)裝置的優(yōu)化運行工況，并提出有效的節(jié)能降耗措施，是使生產(chǎn)管理從經(jīng)驗型走向科學(xué)型的有力工具［4］。

近年來，Aspen Plus模擬軟件在乙烯裝置應(yīng)用較多。夏慶寧［5］利用Aspen Plus軟件分析了乙烯裝置的能量應(yīng)用情況。馮丙坤等［6］利用Aspen Plus軟件模擬了乙烯裝置的C2和C3分離系統(tǒng)。葉貞成等［7］利用Aspen Plus軟件對乙烯精餾塔的開車動態(tài)進(jìn)行建模與優(yōu)化。

本工作采用Aspen Plus流程模擬軟件，對中國石化鎮(zhèn)海煉化分公司（簡稱鎮(zhèn)海煉化）乙烯裝置分離部分的冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)（順序分離流程、低壓脫甲烷工藝）進(jìn)行流程模擬、運行分析和優(yōu)化研究，以降低裝置乙烯產(chǎn)品的損失和運行能耗。

1 工藝流程

鎮(zhèn)海煉化乙烯裝置的冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的主要任務(wù)是實現(xiàn)氫氣、甲烷和C2以上餾分的分離，采用高壓激冷和低壓脫甲烷的分離工藝，即冷箱系統(tǒng)保持3.5 MPa左右的高壓操作，而脫甲烷塔系統(tǒng)采用0.66 MPa左右的低壓操作。具體的工藝流程見圖1。

圖1 冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的工藝流程Fig.1 Diagram of cold box and demethanizer system.

裂解氣經(jīng)過壓縮、干燥及一系列冷卻后逐步降溫到-72 ℃，進(jìn)入脫甲烷塔第一進(jìn)料分離罐FA-301進(jìn)行首次分離，液體在換熱器內(nèi)進(jìn)行歧化換熱后分別作為脫甲烷塔的第一股和第二股進(jìn)料送入脫甲烷塔DA-301。FA-301頂部的裂解氣經(jīng)過冷箱EA314X被冷卻到-95 ℃后進(jìn)入脫甲烷塔第二進(jìn)料分離罐FA-302，分離的凝液作為脫甲烷塔的第三股進(jìn)料。FA-302頂部的裂解氣經(jīng)過冷箱EA313X被冷卻到-136 ℃后進(jìn)入分凝分餾塔DA-302。DA-302底部的凝液作為脫甲烷塔最上部的第四股進(jìn)料；DA-302頂部為不含乙烯的氫氣和甲烷氣體，由二級制氫系統(tǒng)分離出粗氫，所需要的冷量來源于液體甲烷的焦耳-湯姆遜膨脹。第一級膨脹物料被冷卻到-140 ℃進(jìn)入氣液分離罐FA304X，F(xiàn)A304X底部的甲烷凝液通過節(jié)流膨脹實現(xiàn)制冷，并經(jīng)回收冷量復(fù)熱后作為中壓甲烷送到燃料氣系統(tǒng)。第二級膨脹物料被冷凍到-163 ℃進(jìn)入氣液分離罐FA305X。FA305X罐頂為純度大于95%（x）的粗氫氣，經(jīng)回收冷量后送到甲烷化系統(tǒng)生產(chǎn)氫氣產(chǎn)品；FA305X底部的甲烷凝液通過節(jié)流膨脹實現(xiàn)制冷，并經(jīng)回收冷量復(fù)熱后作為低壓甲烷送到燃料氣壓縮系統(tǒng)。

DA-301的四股進(jìn)料被送往合適的進(jìn)料位置，塔底為不含甲烷的物料，經(jīng)泵加壓后分為兩股，分別經(jīng)冷箱回收冷量至不同的溫度后進(jìn)入脫乙烷塔的相應(yīng)位置，頂部的物料被部分冷凝并經(jīng)氣液分離后，液相作為脫甲烷塔回流，氣相高壓甲烷經(jīng)冷箱回收冷量復(fù)熱后作為再生氣送至再生系統(tǒng)。

2 模擬對象

對冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的模擬從裂解氣進(jìn)入脫甲烷塔塔釜再沸器的換熱器起，經(jīng)冷箱冷卻后形成4股進(jìn)料進(jìn)入脫甲烷塔，氫氣和甲烷在冷箱制氫系統(tǒng)完成粗氫和低壓甲烷的分離，在脫甲烷塔系統(tǒng)內(nèi)完成高壓甲烷和C2以上組分的分離。

2.1 進(jìn)料條件

為驗證所搭建模型的準(zhǔn)確性，選用與設(shè)計相同的進(jìn)料條件和操作條件對冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)進(jìn)行模擬校核計算，進(jìn)料條件見表1。

表1 模擬進(jìn)料條件Table 1 Simulate initial feed conditions

2.2 模型的建立

以化工流程模擬軟件Aspen（版本9.0） 為優(yōu)化平臺，建立裂解氣在冷箱系統(tǒng)預(yù)冷和脫甲烷塔系統(tǒng)中分離的工藝模型。其中，熱力學(xué)方法采用SRK狀態(tài)方程法，脫甲烷塔采用47塊理論塔板，4股進(jìn)料分別從第7，12，17，27塊理論塔板進(jìn)入。裂解氣物料參數(shù)采用設(shè)計物料參數(shù)，冷箱系統(tǒng)選取氫氣和甲烷、脫甲烷塔系統(tǒng)選取甲烷和乙烯作為關(guān)鍵組分。冷箱系統(tǒng)采用MHeatX模塊模擬EA-311X～EA-316X換熱器，分凝分餾塔和脫甲烷塔采用RadFrac模塊進(jìn)行模擬［8］。

2.3 模擬結(jié)果

冷箱系統(tǒng)主要參數(shù)的模擬結(jié)果見表2，脫甲烷塔系統(tǒng)主要參數(shù)的模擬結(jié)果見表3。

表2 冷箱系統(tǒng)的主要參數(shù)模擬結(jié)果Table 2 Simulation results of the main parameters of the cold box system

表3 脫甲烷塔系統(tǒng)的主要參數(shù)模擬結(jié)果Table 3 Simulation results of the main parameters of the demethanizer system

綜合表2和表3數(shù)據(jù)可知，所建模型在滿足脫甲烷塔回流罐頂高壓甲烷中乙烯含量為0.22%（x）和塔釜中甲烷含量為0.02%（x）的設(shè)計要求下，模擬結(jié)果與設(shè)計數(shù)據(jù)雖有部分偏差，但偏差都在計算允許誤差范圍內(nèi)，說明模型選用的物性計算方法和參數(shù)可靠，可將模型應(yīng)用于冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的流程模擬、參數(shù)靈敏度分析和過程優(yōu)化。

3 結(jié)果與討論

3.1 裝置負(fù)荷變化對乙烯損失的影響

在乙烯裝置冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)中，乙烯的損失主要發(fā)生在分凝分餾塔DA-302和脫甲烷塔DA-301頂部，損失的乙烯分別進(jìn)入中壓甲烷和高壓甲烷中。為研究裝置負(fù)荷變化對乙烯損失的影響，在制冷機(jī)組制冷能力一定、冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)操作參數(shù)不變的前提下，對裂解氣負(fù)荷對DA-302和DA-301塔頂乙烯損失的影響進(jìn)行分析，結(jié)果如圖2所示。

圖2 裂解氣負(fù)荷對乙烯損失的影響Fig.2 Effect of pyrolysis gas load on ethylene loss.

從圖2可看出，在制冷機(jī)組能力和冷劑分布不變的情況下，DA-302和DA-301塔頂?shù)囊蚁p失隨裂解氣負(fù)荷的增加而逐漸增加。裂解氣負(fù)荷增至285 t/h時是乙烯損失的拐點，小于此負(fù)荷時，兩處的乙烯損失均相對較低，DA-302塔頂?shù)囊蚁┖績H約為6×10-6（x），損失可忽略不計；DA-301塔頂乙烯含量約為0.002 6（x），接近設(shè)計指標(biāo)要求。但當(dāng)裂解氣負(fù)荷增加時，兩處的乙烯損失均上升，尤其是DA-301塔頂?shù)囊蚁p失上升幅度更大。模擬結(jié)果表明，在正常操作負(fù)荷下，乙烯裝置的乙烯損失主要發(fā)生在DA-301頂部，因此日常操作過程中應(yīng)重點關(guān)注此處的乙烯損失。

3.2 裂解氣組成變化與乙烯損失的關(guān)系

冷箱的作用是給裂解氣提供冷量，將難以液化的輕烴組分（主要指甲烷和乙烯）在低溫下冷凝，因此裂解氣中輕烴組分所占比例的多少將直接影響冷凝效果，影響乙烯的損失。在保持裂解氣總量不變的前提下，通過Aspen Plus模擬分析氫氣和甲烷占比增加的情況下，DA-302和DA-301塔頂乙烯的損失情況，模擬結(jié)果見圖3。由圖3可見，在保持裂解氣總量和冷劑量不變的前提下，DA-302和DA-301塔頂?shù)囊蚁p失隨氫氣和甲烷流量的增加，即氫氣和甲烷占比的增加呈逐漸上升的趨勢，因此，降低氫氣和甲烷占比是減少乙烯損失的有效途徑。從模擬結(jié)果可知，在氫氣和甲烷流量為3 000 kg/h時，此時輕烴組分占比約為46.3%（x），DA-301塔頂乙烯損失開始出現(xiàn)拐點，增幅逐漸增大；DA-302塔頂乙烯損失一直緩慢增加，乙烯含量約為DA-301塔頂乙烯含量的10%～50%，另外塔頂總流量也比高壓甲烷流量低，因此，此處的乙烯損失遠(yuǎn)小于DA-301塔頂，與圖2的結(jié)果相吻合。

多年來，鎮(zhèn)海煉化的乙烯裝置不斷優(yōu)化原料，輕烴原料的利用率不斷提高，裂解氣中氫氣和甲烷含量已由原設(shè)計的42.78%（x）上升到44.20%（x）左右，脫甲烷塔塔頂?shù)囊蚁p失控制在0.2%以內(nèi)，減少了乙烯損失。

圖3 裂解氣中氫氣和甲烷流量與乙烯損失的關(guān)系Fig.3 Relationship between hydrogen and methane flowrates in pyrolysis gas and ethylene loss.

3.3 脫甲烷塔塔頂乙烯含量、溫度與回流比的關(guān)系

正常運行過程中，脫甲烷塔塔頂?shù)闹仃P(guān)鍵組分乙烯的含量隨回流比的增加而降低。在脫甲烷塔運行的過程中，應(yīng)保持合適的回流比，若回流比過大，塔內(nèi)負(fù)荷和運行能耗增加；若回流比過小，乙烯的損失增加。在脫甲烷塔中分離甲烷，一方面要使塔頂高壓甲烷尾氣中乙烯含量盡可能低，以提高乙烯回收率；另一方面又要使塔釜的甲烷含量盡可能低，以提高乙烯純度。與此同時，還要盡量減少能量消耗。脫甲烷塔DA-301塔頂乙烯含量、溫度與回流比的關(guān)系見圖4。

圖4 DA-301塔頂乙烯含量、溫度與回流比的關(guān)系Fig.4 The relationship of ethylene content，temperature and reflux ratio at the top of DA-301.

由圖4可看出，回流比為0.050時是塔頂乙烯損失的拐點，此時乙烯含量約為0.02（x），對應(yīng)的塔頂溫度約為-123.3 ℃。當(dāng)回流比降至0.045時，塔頂乙烯含量迅速上升到0.17（x），對應(yīng)的塔頂溫度約為-98.1 ℃。當(dāng)回流比為0.070～0.075時，塔頂乙烯含量約為0.000 6～0.001 0（x），對應(yīng)的塔頂溫度為-131.5～-131.2 ℃。因此，控制回流比為0.070～0.075，即塔頂溫度-131.2～-131.5 ℃是比較合適的。

3.4 分凝分餾塔塔頂乙烯含量、溫度與冷劑量的關(guān)系

分凝分餾塔是同時具備傳質(zhì)和傳熱功能的低溫精餾設(shè)備，整體結(jié)構(gòu)設(shè)計決定了它是目前最具節(jié)能優(yōu)勢的塔［9］，主要目的是在甲烷和氫氣進(jìn)入氫氣/甲烷分餾罐前控制乙烯含量盡可能低，減少乙烯的損失。分凝分餾塔DA-302塔頂乙烯含量、溫度與冷劑量的關(guān)系見圖5。由圖5可看出，DA-302塔頂乙烯含量隨冷劑量的減少而逐漸增加，溫度也相應(yīng)升高，冷劑量的拐點在-300 MJ/h左右?？傮w而言，由于中/低壓甲烷和氫氣的總流量相對較少，約為高壓甲烷總流量的20%，同時乙烯含量也較低，因此，DA-302塔頂?shù)囊蚁p失相對較少。在日常操作過程中，建議此處溫度不要控制過低。若冷量充足，控制-137.5～-136 ℃的操作范圍有利于減少乙烯損失；若冷量不足，無法控制低于拐點溫度-135 ℃時，則盡量充分利用冷劑降低此處溫度。

圖5 DA-302塔頂乙烯含量、溫度與冷劑量的關(guān)系Fig.5 Relationship of ethylene content，temperature and refrigerant power at the top of DA-302.

3.5 脫甲烷塔壓力變化對乙烯損失的影響

通常精餾塔壓力的變化對輕組分的分餾效果影響較大，在綜合考慮各方面條件的前提下，一般設(shè)計時盡可能降低塔的操作壓力，以提高精餾效果。根據(jù)二元制冷劑最低可達(dá)到-136 ℃的實際情況，為減少乙烯的損失，應(yīng)盡可能降低脫甲烷塔的操作壓力。脫甲烷塔壓力變化對應(yīng)的塔頂乙烯損失及相應(yīng)的塔頂溫度如圖6所示。

圖6 DA-301的壓力對乙烯損失的影響Fig.6 Effect of DA-301 tower pressure on ethylene loss.

3.6 脫甲烷塔進(jìn)料條件變化對塔頂乙烯損失的影響

DA-301共有四股進(jìn)料：FA-301罐底液相經(jīng)換熱器歧化換熱后作為第一股和第二股進(jìn)料，F(xiàn)A-302罐底液相作為第三股進(jìn)料，DA-302塔釜液相作為第四股進(jìn)料。FA-301，F(xiàn)A-302，DA-302的進(jìn)料溫度等參數(shù)將直接影響DA-301各股進(jìn)料的流量和組成。為此，通過靈敏度分析研究了在其他參數(shù)以及塔頂回流量和塔釜甲烷含量等控制指標(biāo)不變時，某個參數(shù)對DA-301塔頂乙烯含量和塔頂溫度的影響。

FA-301進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響見圖7。由圖7可知，隨著FA-301進(jìn)料溫度的升高，DA-301塔頂溫度升高、塔頂乙烯損失增加，當(dāng)FA-301進(jìn)料溫度在-73～-69℃區(qū)間變化時，DA-301塔頂乙烯含量變化系數(shù)為0.292 8%/℃，即溫度每升高1℃，塔頂乙烯含量增加0.292 8%。

圖7 FA-301進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響Fig.7 Effect of FA-301 feed temperature on ethylene loss and temperature at the top of DA-301.

FA-302進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響見圖8。由圖8可知，隨著FA-302進(jìn)料溫度的升高，DA-301塔頂乙烯含量降低，當(dāng)進(jìn)料溫度在-97～-92 ℃區(qū)間變化時，DA-301塔頂乙烯含量的變化系數(shù)為-0.039 1%/℃，即溫度每升高1 ℃，塔頂乙烯含量降低0.039 1%。與FA-301進(jìn)料溫度相比，F(xiàn)A-302進(jìn)料溫度的變化引起的塔頂乙烯損失增加并不顯著，且第四股進(jìn)料增加所起的液相回流作用足以抵消乙烯損失增加帶來的負(fù)面影響，因而FA-302進(jìn)料溫度升高時，總體效果是使DA-301的分離效果變好、塔頂乙烯損失降低。

圖8 FA-302進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響Fig.8 Effect of FA-302 feed temperature on ethylene loss and temperature at the top of DA-301.

DA-302進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響見圖9。

圖9 DA-302進(jìn)料溫度對DA-301塔頂乙烯損失和溫度的影響Fig.9 Effect of DA-302 feed temperature on ethylene loss and temperature at the top of DA-301.

由圖9可知，隨著DA-302進(jìn)料溫度的升高，DA-301塔頂乙烯損失增加，當(dāng)進(jìn)料溫度在-134～-128 ℃區(qū)間變化時，塔頂乙烯含量的變化系數(shù)為0.098 7%/℃。在DA-302進(jìn)料溫度低于-131 ℃時，乙烯含量隨溫度變化明顯。根據(jù)流程模擬結(jié)果，實際上是因為在DA-302進(jìn)料溫度低于-131 ℃時，DA-301第四股進(jìn)料流量減少的速率較快；而DA-302進(jìn)料溫度高于-131 ℃后，第四股進(jìn)料流量減少的速率變慢了。

3.7 冷量模擬及優(yōu)化

在乙烯裝置中，裂解氣在冷箱中的預(yù)冷約占總冷劑負(fù)荷的40%左右，脫甲烷塔系統(tǒng)約占總冷劑負(fù)荷的12%左右，雖然冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的冷量消耗因裂解原料組成和工藝流程不同而有所差異，但總冷劑負(fù)荷基本約占整個制冷機(jī)組總功率的50%左右［10］。因此，在有限的制冷能力下，對各溫度等級的用戶冷量消耗進(jìn)行合理的分配是十分必要的。結(jié)合二元冷劑系統(tǒng)的具體工藝流程分析可知，EA316X和EA315X換熱器中的二元冷劑氣化后返回壓力為1.51 MPa級別的二段吸入罐，EA314X、EA313X和DA-302中的二元冷劑氣化后返回壓力為0.058 MPa級別的一段吸入罐。兩股冷劑構(gòu)成了冷箱預(yù)冷系統(tǒng)的主要冷源。

基于二元冷劑與丙烯冷劑復(fù)疊制冷工藝機(jī)理模型，在給定基礎(chǔ)工況下，分別對不同壓力等級的用戶引入一股附加冷負(fù)荷，采用靈敏度分析工具分別模擬計算附加冷負(fù)荷變化與制冷機(jī)總功耗的變化關(guān)系，結(jié)果如圖10所示。由圖10可知，在相同的冷負(fù)荷下，上述兩個壓力等級所需的制冷劑功耗相差近一倍。由此可見，在制冷機(jī)做功能力一定的情況下，制冷溫度級位越低，能量單耗越高，所以要合理地利用冷劑，充分利用高壓力等級的冷劑有利于獲得更多的冷量。

圖10 壓力等級與制冷劑總功耗的關(guān)系Fig.10 Relationship of pressure ranking and refrigerant power.

選取EA316X和EA314X作為兩個不同溫度等級用戶的冷劑分配對象，在EA313X 、EA315X和DA-302冷劑負(fù)荷維持不變的情況下，同時維持制冷機(jī)總的功耗不變，基于搭建的模型進(jìn)行模擬計算，得到EA316X出口溫度與甲烷尾氣中總乙烯損失的關(guān)系，結(jié)果見圖11。由圖11可見，當(dāng)EA316X的出口溫度低于-58.1 ℃時，乙烯損失基本達(dá)到最小。要使冷箱與脫甲烷塔系統(tǒng)的乙烯損失維持在較低水平，應(yīng)盡可能降低EA316X的出口溫度，使制冷劑在功耗一定的情況下提供的冷量最大。充分利用好第一冷劑級別-75 ℃的冷劑是優(yōu)化冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)能耗的關(guān)鍵［11］。

圖11 EA316X溫度變化與甲烷尾氣中總乙烯損失的關(guān)系Fig.11 Relationship of EA316X temperature change and total ethylene loss in methane exhaust.

4 結(jié)論

1）乙烯裝置的乙烯損失主要發(fā)生在脫甲烷塔，鎮(zhèn)海煉化乙烯裝置的裂解氣負(fù)荷達(dá)285 t/h或氫氣和甲烷輕組分占比46.3%（x）時，脫甲烷塔塔頂乙烯損失將出現(xiàn)快速增加的拐點。目前乙烯裝置的裂解氣中氫氣和甲烷含量約為44.20%（x），脫甲烷塔塔頂?shù)囊蚁p失控制在0.2%以內(nèi)。

2）從降低脫甲烷塔塔頂乙烯損失和運行能耗的角度，脫甲烷塔的回流比應(yīng)控制在0.070～0.075，塔頂溫度保持在-131.5～-131.2℃之間，第一進(jìn)料分離罐FA-301、第二進(jìn)料分離罐FA-302和分凝分餾塔DA-302進(jìn)料溫度分別控制在-73，-95，-132 ℃左右有利于經(jīng)濟(jì)性運行。經(jīng)過不斷優(yōu)化調(diào)整，乙烯裝置的冷箱和脫甲烷塔系統(tǒng)的控制參數(shù)基本與模擬結(jié)果吻合，裝置的績效水平逐年提升。