連續(xù)催化重整裝置C4/C5分離塔模擬優(yōu)化

宋舉業(yè)，張 悅，喬德剛，劉永智，任研研，賀黎明

(中國石化洛陽分公司，河南 洛陽 471012)

中國石化洛陽分公司(簡稱洛陽分公司)2號連續(xù)催化重整(簡稱重整)裝置生產(chǎn)的化工輕油和2號芳烴抽提裝置生產(chǎn)的抽余油混合后，作為乙烯原料供應中國石化中原石油化工有限責任公司蒸汽裂解裝置。目前2號重整裝置生產(chǎn)的化工輕油，受制于蒸氣壓指標限制，需要再供1號重整裝置正戊烷/異戊烷分離塔(C202)分離出異戊烷組分，C202塔底的組分滿足乙烯料的蒸氣壓指標要求。為解決此問題，利用Aspen HYSYS模擬軟件建立2號重整裝置C4/C5分離塔(T202)的模型，并在模型基礎上對塔的操作參數(shù)進行優(yōu)化，最終實現(xiàn)停用C202，通過T202單塔生產(chǎn)化工輕油的目標。

1 工藝流程及存在的問題

洛陽分公司目前由2號重整裝置生產(chǎn)化工輕油的流程如圖1所示。2號重整裝置預加氫分餾塔(T102)塔頂拔頭油和脫戊烷塔(T201)塔頂液化氣混合后進入T202，T202塔頂無硫液化氣供下游丁烷回收裝置，塔底化工輕油送入1號重整裝置C202進行再分離，塔頂分離出的異戊烷送至1號催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，塔底化工輕油送至化工輕油罐區(qū)作為乙烯調合料。

T202共有40層塔板，按C4/C5分離塔設計，但在實際生產(chǎn)中其既要分離C4/C5，還要分離正、異戊烷，而由于正、異戊烷沸點相差較小，設計塔板數(shù)不足，無法滿足正戊烷、異戊烷分離要求[1]。具體地講，T202塔底化工輕油中異戊烷的質量分數(shù)高達26%，正丁烷質量分數(shù)為3%，導致化工輕油蒸氣壓(37.8 ℃，下同)超出90 kPa的指標值。據(jù)統(tǒng)計，自裝置開工以來，T202塔底油蒸氣壓分析合格率僅為29%。重整裝置只能通過T202和C202兩塔接力的模式生產(chǎn)合格的化工輕油。

上述兩塔接力運行的模式存在如下問題：①裝置運行成本高。C202塔底1.0 MPa蒸汽消耗量為4 t/h，塔底泵(P200)電機功率為15 kW，塔頂回流泵(P207)電機功率為75 kW，塔頂濕式空氣冷卻器(A204)水泵功率為15 kW，風機功率為11 kW，目前開1臺水泵，2臺風機。根據(jù)洛陽分公司裝置運行成本，按低壓蒸汽價格148元/t、凝結水價格16元/t、工業(yè)電均價0.6元/(kW·h)計算，C202的運行成本為522萬元/a。②1號重整裝置無法徹底停用。由于C202仍在運行，1.0 MPa蒸汽、凝結水系統(tǒng)、循環(huán)水系統(tǒng)、低壓瓦斯系統(tǒng)等無法停用，1號重整裝置仍需定時巡檢、采樣，而由于大部分工作人員在2號重整裝置，當1號重整裝置C202出現(xiàn)異常情況時，應急處置響應時間長，存在一定的安全風險。

圖1 2號重整裝置優(yōu)化前生產(chǎn)化工輕油的流程示意

2 模型的建立及校核

2.1 模型建立思路

T202塔底油中各烴類的蒸氣壓見表1。由表1可知，C5及以下輕組分的蒸氣壓均大于90 kPa。正戊烷是優(yōu)質的乙烯原料，所以要保證T202塔底油蒸氣壓合格，除了塔底油中不能有C4及以下輕組分外，應盡量降低其異戊烷的含量。因此，雖然T202設計為C4/C5分離塔，但在實際工況中，不僅需要將T202進料中的C4及以下組分分離出來，還需要具備正戊烷、異戊烷分離的功能，將異戊烷也拔出。目前T202塔底油蒸氣壓不合格，主要是因為T202塔底油中異戊烷含量高。如果能建立T202的模型，通過模擬計算找到優(yōu)化方法將塔底異戊烷提至塔頂，降低塔底異戊烷含量，就可以降低T202塔底油的蒸氣壓。

表1 T202塔底油中各烴類的蒸氣壓 kPa

2.2 模型的建立及校核

應用Aspen HYSYS模擬軟件建立T202的模型，組分包選用軟件自帶的CatReflsom，物性包選用SRK[2-3]。對T202做如下設計規(guī)定：回流量40 t/h，塔頂氣相流量0.1 t/h，塔底溫度135.5 ℃。模型建立后，將物料平衡、操作參數(shù)、產(chǎn)品性質的模擬值和實際值進行對比，結果見表2。

表2 模擬值與實際值對比

由表2可知：模型的模擬值與實際值接近，物料平衡相對誤差小于1%，滿足模型應用的要求[4]；T202進料溫度、塔頂溫度、塔底溫度、回流溫度相差在3 ℃內，說明模擬計算的全塔溫度分布與實際全塔溫度分布基本一致；塔底油組成的模擬值與化驗分析實際值的誤差大部分小于5%；塔底油蒸氣壓誤差小于1%；塔頂液化氣組成模擬值與化驗分析實際值存在一定誤差，一是由于甲烷、乙烷、正戊烷等含量較低，導致誤差較大，二是由于物料平衡中甲烷、乙烷、異丁烷、正丁烷的進料、出料單體烴流量相對誤差超過10%(如表3所示)，說明化驗分析數(shù)據(jù)或進出物料流量計存在一定誤差。綜上可見，所建模型與實際生產(chǎn)基本相符，可反映各產(chǎn)品組成及蒸氣壓的變化趨勢，因此可用于下一步的優(yōu)化分析。

表3 T202物料平衡計算結果

3 塔板水力學核算

根據(jù)目前操作條件，在模型中將T202分為3段對T202作塔板水力學核算。其中，第1～20層塔板為精餾段，第21層塔板為進料層，第22～40層塔板為提餾段。T202塔板參數(shù)及模型水力學計算結果見表4。在操作條件優(yōu)化前，T202中氣相、液相流量的逐板分布見表5。

表4 T202塔板參數(shù)及模型水力學計算結果

表5 操作條件優(yōu)化前T202氣相、液相流量的逐板分布 t/h

結合表4和表5可知：在精餾段，塔的氣相流量均在液泛最大氣相流量和漏液最小氣相流量之間，液相流量也介于最大溢流強度和最小溢流強度之間，說明精餾段的操作點均在最佳操作區(qū)間；從進料21層塔板至整個提餾段，塔板上的液相流量由55 t/h增加到90 t/h以上，且從第27層塔板開始，塔板上的液相量超過了最大溢流強度，塔板液相流速大于113.7 m3/(h·m)的最大堰負荷流速，即單位堰高的流速超過了最大值，此時降液管的持液量大于板間距的50%，說明提餾段塔板上液相流速過大，主要是因為在進料溫度90.79 ℃的工況下，進料氣相分率較低，僅為6.5%。大量液相進入后，導致塔板堰負荷大幅增加，降液管存在液泛可能，影響T202提餾段分離精度[5-6]。根據(jù)塔板水力學核算結果，T202的精餾段操作點滿足分離要求，提餾段存在降液管液泛的可能，需要對塔的操作進行優(yōu)化，提高進料溫度，提高進料汽化率，降低塔提餾段降液管持液量，從而提高分離精度。

4 模型優(yōu)化測算結果

4.1 T202塔底溫度的優(yōu)化

在目前模型設計規(guī)定條件下，將T202塔底溫度由135.50 ℃提至138.50 ℃(提溫時分次操作，每次提溫0.50 ℃，待穩(wěn)定后再次提溫)，對塔的操作進行優(yōu)化。塔底溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)、產(chǎn)品分布、產(chǎn)品組成、燃料和動力消耗(簡稱燃動消耗)及塔底油蒸氣壓的變化情況見表6。

表6 塔底溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)及分離效果的對比

由表6可以看出，T202塔底溫度由135.50 ℃升高到138.50 ℃時，塔的進料溫度降低6.57 ℃，塔頂溫度升高10.36 ℃。這主要是因為隨著塔底溫度升高，塔底產(chǎn)物中的輕組分被汽提至塔頂，雖然塔底溫度升高3 ℃，但是塔底產(chǎn)物流量減少3.81 t/h，經(jīng)過進出物料換熱器(E209)時，給進料換熱量減少，導致進料溫度降低6.57 ℃。塔頂溫度的升高主要是因為設計規(guī)定塔頂回流量40 t/h不變，已經(jīng)達到了回流泵的最大流量，塔底熱推動力提高，塔頂冷推動力降低，導致頂溫升高。

由表6還可以看出，塔底溫度提高3.00 ℃，塔底輕組分汽提至塔頂，塔頂液化氣流量增加3.81 t/h，C5+體積分數(shù)增加15.58百分點，由于液化氣總量增加，液化氣中C3+C4體積分數(shù)降低13.70百分點，供下游丁烷回收裝置的C5+流量由優(yōu)化前的2.78 t/h增加至6.09 t/h，共增加了3.31 t/h，此時需對下游丁烷回收裝置的C5分離塔進行核算，以判斷能否滿足C5+含量增加后的分離要求。

此外，塔底溫度提高3.00 ℃，塔底油流量降低3.81 t/h，主要是由于塔底油中的異戊烷體積分數(shù)降低了7.5百分點。優(yōu)化前，由于塔底油蒸氣壓不合格，需要進C202進行正戊烷/異戊烷分離，其中塔頂4 t/h的異戊烷和正戊烷的混合物供下游1號催化裂化裝置吸收穩(wěn)定單元，塔底可作蒸汽裂解原料的化工輕油為11.98 t/h；優(yōu)化后，T202塔底油蒸氣壓合格，12.17 t/h的塔底油可直接作為化工輕油產(chǎn)品，與優(yōu)化前相比，化工輕油產(chǎn)量增加0.19 t/h。優(yōu)化調整后，1號重整裝置正戊烷/異戊烷分離塔C202停用，塔頂異戊烷不再去1號催化裂化裝置，可減少1號催化裂化裝置回煉量，降低吸收穩(wěn)定負荷，降低1號催化裂化液化氣中C5含量。

由于塔底溫度提高，T202塔底熱負荷增加405.56 kW，對應再沸器蒸汽耗量由優(yōu)化前的8.38 t/h增加至8.99 t/h，塔頂冷卻負荷增加269.44 kW，對應空氣冷卻器電耗增加1.89 kW·h，運行成本增加72萬元/a，1號重整裝置C202停運后，運行成本降低522萬元/a。綜上，優(yōu)化后裝置運行成本降低450萬元/a。

將塔底溫度由135.50 ℃升至138.50 ℃的過程中，塔底油蒸氣壓隨塔底溫度的變化情況見圖2。

圖2 塔底油蒸氣壓隨塔底溫度變化情況

由圖2可知：隨著塔底溫度升高，塔底油的蒸氣壓呈線性降低；在其他操作條件不變的情況下，塔底溫度每升高1.00 ℃，塔底油蒸氣壓降低2.65 kPa；當塔底溫度高于138.00 ℃時，塔底油蒸氣壓小于90 kPa，滿足化工輕油蒸氣壓指標要求。

4.2 T202進料溫度的優(yōu)化

由塔板水力學核算可知，由于進料液相負荷過大，導致T202提餾段塔板操作點超過最大溢流強度，存在降液管液泛的可能，可通過提高進料溫度、提高進料汽化率來降低進料液相流量。由于T202塔底溫度提高3.00 ℃后，T202塔底油量減少，導致T202進出物料換熱器E209的殼程出口溫度，即T202進料溫度由優(yōu)化前的90.79 ℃降至84.22 ℃。利用模型在E209換熱器出口至T202進料口之間增上一個蒸汽加熱器E209-2，從進料溫度84.22 ℃開始，提高進料溫度，考察T202進料溫度對分餾塔精餾效率、進料汽化率及E209-2蒸汽耗量的影響。正常操作工況下，塔板上不發(fā)生漏液、液泛，塔板液相量應介于最大溢流強度和最小溢流強度之間，以操作點在正常操作工況區(qū)域的塔板數(shù)量反映T202的精餾效率。進料汽化率及正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)與進料溫度的關系見圖3。

圖3 進料汽化率及正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)隨進料溫度的變化●—塔板數(shù)； ■—進料汽化率

由圖3可知：隨著進料溫度由84.22 ℃提高至102.00 ℃，進料汽化率逐漸增大，且每提高相同溫度時的增幅越來越大；當進料溫度低于100.00 ℃時，正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)隨進料溫度的增加沒有明顯增加；當進料溫度由100.00 ℃提高至102.00 ℃時，正常操作工況區(qū)域塔板數(shù)由26增加至40，說明進料汽化率在22%以上時，塔的分離精度大幅提高。

當進料溫度為102.00 ℃時，T202的氣相、液相流量逐板分布見表7，此時40層塔板的操作點均在正常操作工況區(qū)域，此時塔的每層塔板降液管持液量小于板間距的45%，全塔塔板效率較高，塔的分離效果較好。

表7 操作條件優(yōu)化后T202氣相、液相流量的逐板分布 t/h

進料溫度優(yōu)化前后，T202的操作參數(shù)、產(chǎn)品分布、產(chǎn)品組成、燃動消耗及塔底油蒸氣壓的變化情況見表8。

由表8可知：T202進料溫度優(yōu)化后，塔底油中異戊烷體積分數(shù)降低1.25百分點，塔底油蒸氣壓降低0.81 kPa；塔頂冷卻負荷增加10.78 kW；塔底熱負荷減少858.89 kW，新增蒸汽加熱器E209-2的熱負荷增加869.27 kW，優(yōu)化前塔頂冷卻負荷加上塔底熱負荷共計11 761.11 kW，優(yōu)化后總熱負荷增加21.16 kW，增加幅度為0.18%，燃動消耗并未明顯增加，對應蒸汽耗量增加0.016 t/h，電耗增加0.076 kW·h，運行成本僅增加2萬元/a。

表8 進料溫度優(yōu)化前后T202操作參數(shù)及分離效果的對比

5 結 論

(1)模型工況下，T202塔底溫度提高至138.50 ℃以上可滿足T202塔底油蒸氣壓小于90 kPa的指標要求，可停用C202，實現(xiàn)1號重整裝置停工備用的目標，節(jié)省運行成本達450萬元/a。

(2)優(yōu)化后，C202塔頂異戊烷不再去1號催化裂化裝置，可降低1號催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作負荷，降低1號催化裂化裝置液化氣中的C5含量，去罐區(qū)化工輕油量增加0.19 t/h，T202塔頂無硫液化氣中C5+組分流量增加3.31 t/h。

(3)T202目前的進料溫度偏低，造成T202提餾段操作點超過最大溢流強度，存在因降液管液泛導致提餾段分離精度降低的可能，可通過尋找合適熱源或增上蒸汽加熱器等措施，將進料溫度提高至102.00 ℃，此時經(jīng)塔板水力學核算，所有40層塔板操作點均在正常操作工況區(qū)域，塔底油中異戊烷體積分數(shù)降低1.25百分點，塔底油蒸氣壓降低0.81 kPa，燃動消耗并未明顯增加，運行成本僅增加2萬元/a。