應用Aspen Hysys 流程模擬實現氣體分餾裝置的提質增效

藍玉達，吳章柱，王寶鵬，史光輝，陳克念，祁凱華

（中國石油廣西石化公司，廣西 欽州 535008）

1 氣體分餾裝置流程簡介

某公司60 萬t·a-1氣體分餾裝置的原料來源包括雙脫裝置來的脫硫液化氣、罐區(qū)來的脫硫液化氣以及聚丙烯裝置來的液化烴。來自原料緩沖罐的液化氣由脫丙烷塔進料泵經流量控制送至脫丙烷塔進料換熱器，與混合C4換熱后，再經脫丙烷塔進料加熱器被熱水加熱至泡點后，進入脫丙烷塔的第28、30、34 層塔盤。C2、C3餾分從塔頂餾出，經脫丙烷塔頂冷凝冷卻器冷凝后，進入脫丙烷塔頂回流罐。塔頂采用氣相熱旁路壓力控制，回流罐采用不凝氣壓力控制。冷凝液的一部分用脫丙烷塔回流泵抽出，采用流量控制，作為脫丙烷塔回流，打回脫丙烷塔塔頂；另一部分用脫乙烷塔進料泵抽出，采用液位、流量串級控制，升壓后送至脫乙烷塔的第18、20、22 層塔盤，作為脫乙烷塔進料。脫丙烷塔的塔底產品為混合C4餾分，采用液控與流控串級的方式，依次經脫丙烷塔進料換熱器、混合C4冷卻器冷卻后，作為液化氣產品出裝置后送至液化氣罐區(qū)。脫丙烷塔的重沸器以0.4MPa 飽和蒸汽的冷凝熱作為熱源，凝結水流量采用蒸汽流量與塔底溫度串級控制。凝結水經蒸汽凝水冷卻器冷卻后進入常壓的凝結水罐，由凝結水泵送至廠內凝結水回收系統。

脫乙烷塔塔頂的餾出氣體經脫乙烷塔頂冷凝冷卻器部分冷凝后，進入脫乙烷塔回流罐。回流罐中的不凝氣主要為乙烷、丙烯組分，經壓力控制閥調壓后，送回催化裝置的富氣壓縮機出口?；亓鞴拗械囊后w用脫乙烷塔回流泵抽出，采用液位、流量串級控制，全部送回脫乙烷塔頂作為回流。塔底的C3餾分經流量、液位串級控制后，自脫乙烷塔塔底自壓進入丙烯塔-1 的第130、134、138 層塔盤，作為丙烯塔進料。脫乙烷塔重沸器以熱水為熱源，熱水流量采用塔底溫度與熱水進水流量串級控制。

因丙烯塔要求的分離精度高，塔板數較多，因此兩塔實施串聯操作，下段為丙烯塔-1，上段為丙烯塔-2。丙烯塔-1 塔底設有重沸器，采用4 臺并聯的方式運行，以熱水作為熱源，熱水流量采用塔底溫度與熱水進水流量串級控制。丙烯塔-1 塔底的丙烷產品由丙烷泵抽出，經丙烷冷卻器冷卻至40℃后送至罐區(qū)儲存。丙烯塔-1 塔頂的氣體通過管道自壓進入丙烯塔-2 塔底的氣相空間，丙烯塔-2 底部的液體由丙烯塔抽出后送回丙烯塔-1 頂部作為回流，采用流量與液位串級控制。丙烯塔-2 塔頂的餾出氣體經丙烯塔頂冷凝冷卻器冷凝后，進入丙烯塔回流罐，丙烯塔的塔頂壓力用熱旁路調節(jié)閥的開度進行控制，回流罐采用不凝氣壓力控制。丙烯塔回流罐中的液體由丙烯塔回流泵抽出后分為兩部分，一部分送回丙烯塔-2 頂部作為回流，采用流量控制；另一部分作為丙烯產品，經丙烯冷卻器冷卻至40℃后，送聚丙烯裝置作為原料或送至罐區(qū)儲存，采用液位與流量串級控制。

圖1 氣體分餾裝置流程簡圖

2 生產現狀

某公司60 萬 t·a-1氣體分餾裝置原料來自雙脫液化氣，進料量65t·h-1，進料組成見表1。操作條件見表2。丙烯產量為23.83t·h-1，純度為99.86%(v/v)；丙烷產量5.17t·h-1，純度99.71%(v/v)。丙烯產品指標≥99.6%(v/v)，丙烷純度≥95%(v/v)，當前產品質量過剩。

表1 原料分析數據

表2 裝置操作條件

3 方案說明

氣體分餾裝置2022 年8 月份的生產操作平穩(wěn)，因此以這一階段的生產數據為基礎，搭建裝置的三塔模型，并在此基礎上開展模型的應用分析[1]。為了提高丙烯回收率，要在滿足丙烯產品指標的前提下，減少丙烷產品中的丙烯含量，為此分析優(yōu)化了脫丙烷塔C101、丙烯精餾塔C103、C104 的操作條件。

3.1 氣分裝置模型的搭建

基于較優(yōu)的生產工況，完成了脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔的模型搭建[2]，丙烯精餾上塔和下塔用一個塔模擬，通過模型校核，確保模型的計算值與實際生產操作數據基本一致，并在此基礎上進行優(yōu)化模擬分析[3]。完成的三塔模型見圖2。

圖2 氣分裝置模型

3.2 脫丙烷塔的模擬分析

根據脫丙烷塔模型，基于現有的操作工況，分析脫丙烷塔的回流量對塔底C3含量和塔頂C4含量的影響，結果見表3 和圖3。從表3 和圖3 可知，回流量在62～90t·h-1范圍變化時，塔底的C3含量基本維持在0.7%(v/v)，可滿足生產指標的要求，回流量對其影響較小。因此在滿足生產指標的前提下，降低回流量可降低機泵的電耗。

表3 回流量對脫丙烷塔的影響

圖3 脫丙烷塔塔頂回流量對產品指標的影響

3.3 丙烯精餾塔的模擬分析

從實際工況的模擬分析結果可知，丙烯產品質量過剩，因此可以降低丙烯的產品純度，增大丙烯產量。確定丙烯產品的純度要求為99.63%(v/v)，為了減少丙烷中丙烯的損失，需要提高丙烷純度，為此控制丙烷的純度為99.9%(v/v)，分析丙烯精餾塔的壓力、進料溫度和進料口位置對丙烯回收和裝置能耗的影響。

3.3.1 丙烯塔壓力的影響

應用丙烯塔模型分析壓力對塔頂冷凝器負荷、再沸器負荷、溫度和回流量的影響，結果見表4。從表4 可知，隨著壓力升高，丙烯塔的冷熱負荷逐漸增大，溫度升高，回流量加大，裝置的能耗增大，因此低壓有利于裝置的操作[2]，但壓力的降低會受到塔頂冷凝溫度的限制。氣體分餾裝置的塔頂冷源全部為循環(huán)水，基于當地的氣候條件，當前的冷凝溫度40℃處于較好狀態(tài)，因此壓力可繼續(xù)降低的范圍較小，建議保持當前壓力。

表4 壓力對丙烯塔操作的影響

3.3.2 進料溫度的模擬分析

在保持丙烯純度為99.63%(v/v)、丙烷純度為99.9%(v/v)的前提下，利用丙烯塔模型分析進料溫度對丙烯塔操作的影響，結果見表5。由表5 可知，隨著進料溫度升高，塔頂冷凝器的負荷逐漸增大，塔底再沸器的負荷逐漸降低，對丙烯和丙烷分離效果的影響較小。由于進料溫度受到壓降的影響[4]，結合當地氣候、冷源及熱源的消耗和單價，當前的進料溫度49℃可以接受，因此暫不進行優(yōu)化調整。

表5 進料溫度對丙烯塔操作的影響

3.3.3 進料位置的調整

用模型模擬計算了丙烯塔的進料組成，結果見表6。圖4 是丙烯塔的氣相組成與進料位置圖，從圖4 可知，丙烯塔的進料組成與進料板第134 塊處的液相組成偏差較大，導致丙烯塔的再沸器和冷凝器的負荷增大，不利于塔的節(jié)能[4]。

表6 丙烯塔進料組成的模擬數據

圖4 丙烯塔的氣液組成與進料位置圖

4 優(yōu)化方案分析與效益預測

4.1 優(yōu)化方案分析

1）通過對脫丙烷塔的模擬并結合表3 和圖2進行分析，在保持塔底C3含量不低于0.7%(v/v)的指標下，回流量優(yōu)化調整為65t·h-1。

2）利用丙烯塔模型對實際工況進行模擬，在保證丙烯、丙烷產品質量的前提下，控制丙烯產品純度為99.63%(v/v)，丙烷產品純度為99.9%(v/v)，可降低塔底丙烷的產品損失，并新增丙烯產品70kg·h-1[5]。

3）對丙烯塔的模擬分析表明，在當前工況下，丙烯塔的操作壓力和進料溫度無需進行優(yōu)化調整。

4）根據丙烯塔的模擬進料組成數據，分析了丙烯塔的氣液相組成，結果表明將進料位置由第134塊塔板調整為第130 塊塔板，可以降低塔的能耗。

4.2 效益分析

表7～表10 分別是采取降低脫丙烷回流量、降低丙烯塔回流量、丙烯塔進料板優(yōu)化、丙烯產品優(yōu)化等措施之后，各自產生的經濟效益，年產生的經濟效益總計為人民幣164.28 萬元。

表7 降低脫丙烷回流產生的效益

表8 降低丙烯塔回流產生的效益

表9 丙烯塔進料板優(yōu)化后產生的效益

表10 丙烯產品優(yōu)化后產生的效益

5 結論

從以上模型的模擬計算結果得出以下結論：

1）調整丙烯產品純度為99.63%(v/v)，丙烷產品純度為99.9%(v/v)，可降低丙烯損失，新增丙烯產品70kg·h-1，同時降低丙烯塔的回流量28t·h-1，可實現經濟效益人民幣123.78 萬元·a-1。

2）對脫丙烷塔進行模擬分析后可知，將回流量降低至65t·h-1，在滿足塔底C3含量不低于0.7%(v/v)指標要求的前提下，可降低脫丙烷塔的操作費用人民幣4.5 萬元·a-1。

3）通過模擬優(yōu)化分析，將丙烯塔的進料位置由第134 塊塔板改為第130 塊塔板，在滿足產品指標的前提下，可降低塔頂的冷凝負荷及塔底再沸器的負荷，節(jié)省循環(huán)水量12.8 萬t·a-1，節(jié)省費用人民幣36 萬元·a-1。

4）采取上述優(yōu)化措施后，丙烯損失得到降低，同時新增丙烯產量70kg·h-1，合計新增經濟效益人民幣164.28 萬元·a-1。