延遲焦化裝置主分餾塔分離深度模擬研究

侯章貴，梁嘉達，周雨澤，李國慶

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

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2，周雨澤1，李國慶2

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

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，結合流程模擬和數據回歸技術，全面分析粗汽油終餾點變化對裝置能耗、蒸汽產量以及產品產量的影響，并以此為基礎總結了計算最優粗汽油終餾點的一般方法。將所建方法應用于某4.2 Mt/a延遲焦化裝置，結果表明，該方法是可行的，按其求解的最優粗汽油終餾點操作，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，被廣泛應用于渣油深加工[1]，又因為主要發生高溫熱裂解和縮合反應，因此能耗較高[2-3]。一般焦化裝置由3部分構成：生焦系統、主分餾塔和吸收穩定系統。其中，主分餾塔將來自焦炭塔的反應油氣分離成富氣、粗汽油、柴油和蠟油，吸收穩定系統則將富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣和穩定汽油[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，而是進專門的焦化汽柴油加氫精制裝置，經脫硫后再分離成汽油和柴油[4]。通常可以用粗汽油終餾點即穩定汽油終餾點表征主分餾塔或焦化裝置的產品分離程度。經驗表明，終餾點升高，下游吸收穩定系統的處理量增加，系統能耗會增加，但干氣收率會降低；反之，終餾點降低，柴油產量上升，有利于提高裝置的蒸汽產量，但穩定汽油量會下降。可見，粗汽油終餾點或分離深度的選擇受多方因素制約，需綜合權衡。

迄今，眾多相關研究已經開展[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荷等參數對工程費用的影響；Xia Yong等[11]研究了如何優化吸收穩定系統的操作，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循環比對裝置能耗和效益的影響，總結了求解最優循環比的一般方法；李國慶等[13]將吸收穩定系統和下游氣體分離裝置視為一體，探討了求解聯合裝置最優解吸率的一般方法；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定系統視為一個整體，采用流程模擬技術和數值回歸技術，定量探求汽油終餾點對系統效益的影響，以總結實現焦化裝置優化分離的一般方法。

1 典型流程

圖1是新投產的國內某4.2 Mt/a延遲焦化裝置的主分餾塔和吸收穩定系統流程，將其作為本研究的基本流程。

焦炭塔塔頂出來的油氣進入延遲焦化主分餾塔的脫過熱段，循環油與原料渣油進入塔底，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過過濾，再進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上升進入塔的分餾段。

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入分餾塔，汽提后的蠟油產品出裝置邊界；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定系統原則流程

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入分餾塔，汽提后的柴油產品抽出后，經蒸汽發生器、柴油冷卻器后與穩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，余下的柴油經蒸汽發生器產生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。

分餾塔塔頂的油氣經過空氣冷卻器后，部分冷凝為液相。冷凝混合物進入到分餾塔塔頂的分液罐，富氣直接流入壓縮機的入口，進行兩級壓縮；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，在再吸收塔塔頂得到干氣。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定塔。

穩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定汽油。塔底的穩定汽油經過冷卻后，分成兩部分：一部分經與柴油產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，反應油氣和原料渣油進主分餾塔的溫度一定，循環比一定。回流柴油和產品柴油分別產0.45 MPa飽和蒸汽量Gs1和Gs2(t/h)，回流蠟油產1.0 MPa飽和蒸汽量Gs3(t/h)。干氣、液化氣、汽油、柴油、蠟油的產量分別為Fg，Fy，Fq，Fc，Fl(t/h)。另外，穩定塔塔底和解吸塔塔底再沸器熱負荷分別為Qh1和Qh2(MW)；分餾塔塔頂、穩定塔塔頂、產品柴油、穩定汽油、富氣壓縮機級間、凝縮油罐進料和吸收塔中段的冷卻負荷分別為Qc1，Qc2，Qc3，Qc4，Qc5，Qc6，Qc7(MW)；富氣壓縮機一級和二級功耗分別為Wc1和Wc2(kW)；壓縮機一級冷凝液泵、粗汽油泵、凝縮油泵、脫乙烷汽油泵和穩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，研究粗汽油終餾點變化對再沸負荷、冷卻負荷、壓縮機功耗、泵功耗、蒸汽產量以及產品分布的影響。

2 粗汽油最優終餾點的確定

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荷增加，也增大了吸收穩定系統的處理量，導致解吸塔和穩定塔的再沸負荷增加，但會相應減少富氣量，從而降低富氣壓縮機功耗。上述關系可通過Pro/Ⅱ流程模擬并且進行數據擬合得到，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是總再沸負荷，即總加熱負荷，MW；x是粗汽油終餾點，℃；Qc是總冷卻負荷，MW；W是總功耗，kW。

2.2 粗汽油終餾點對產汽量的影響

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品的產汽量，其關系同樣可以通過流程模擬和數據擬合得到，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、柴油產品和蠟油回流蒸汽發生器的有效熱負荷，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蒸汽的產汽流程是來自系統的104 ℃除氧水先預熱到150 ℃，再進柴油回流和柴油產品蒸汽發生器，發生溫度為159.1 ℃的0.45 MPa飽和蒸汽，故ΔH1=2 326.3 MJ/t；1.0 MPa蒸汽的產汽流程是：除氧水預熱到165 ℃，再進蠟油回流蒸汽發生器，發生溫度為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 粗汽油終餾點對產品產量的影響

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，穩定汽油產量增加，柴油產量減少，干氣產量幾乎不變，其關系可表述為式(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總效益的影響

下面將從總能耗成本、總產汽收益和總產品收益3方面進行討論。

2.4.1總能耗成本總結式(1)～式(3)，得到圖1所示系統的總能耗成本，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是冷卻負荷單價，元/MJ；cp是電價，元/(kW·h)。由250 ℃、1.0 MPa過熱蒸汽變為184 ℃飽和水的焓差為2 166 MJ/t，即ΔH3=2 166 MJ/t；350 ℃、3.5 MPa過熱蒸汽變為243 ℃飽和水的焓差為2 052.1 MJ/t，即ΔH4=2 052.1 MJ/t。另外，將冷卻負荷折算成當量循環水耗處理，并假設循環水的平均傳熱溫差為8 ℃，循環水的單價為cw(元/t)，則式(9)變成：

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

(10)

2.4.2總產汽收益總結式(6)～式(7)，得到系統的總產汽收益如式(11)所示。

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

(11)

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

2.4.3總產品收益總結式(8)，得到裝置的總產品收益如式(12)所示。

B3=Fgcg+Fycy+Fqcq+Fccc+Flcl

(12)

式中：B3是總產品效益，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所示系統中，反應油氣、原料渣油與輻射段進料油的價格差額，與x無關。

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

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

(13)

2.5 確定粗汽油的最優終餾點

用2種方法確定粗汽油的最優終餾點xopt。

2.5.1以總效益為目標函數對式(13)所示的目標函數求導，令其一階導數為零，有：

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

(14)

求解式(14)，便可得到對應的最優粗汽油終餾點xopt，以它規定系統的分離深度，便可實現系統的最大效益Bmax。

2.5.2以總能耗為目標函數鑒于冷卻負荷、加熱負荷能級的不同，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)所示的目標函數求導，令其一階導數為零，有：

dEx/dx=0

(17)

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

3 實例應用

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的最佳切割深度。

3.1 現場操作模擬擬合

在進行優化研究前，先對裝置進行Pro/Ⅱ全流程模擬，并盡量使模擬結果與實際操作一致。這樣一方面可以證明建模過程中所采用的熱力學方法和選用的相關設備效率(如塔板效率)和參數(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行的優化研究的可靠性。

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

表1 焦化裝置基本操作條件

表2 流程模擬結果及與現場操作參數對比

3.2 能耗、蒸汽產量、產品產量與汽油終餾點的關系

調整粗汽油的終餾點從180 ℃到225 ℃，每隔5 ℃模擬一次，得到其能耗、蒸汽產量和產品產量與汽油終餾點的關系，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，以及系統的循環比與實際要求一致。

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

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

圖3 模擬得到的蒸汽產量與粗汽油終餾點的關系■—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蒸汽產量減少，1.0 MPa蒸汽產量先減后增。式(21)和式(22)是基于圖3，通過數據回歸得到的f4(x)和f5(x)函數關系。計算得到其相關性系數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 模擬得到的產品產量與粗汽油終餾點的關系●—Fc；?—F1； ■—Fq； ▲—Fg； ▼—Fy

從圖4可以看出，隨著粗汽油終餾點上升，穩定汽油產量增加，柴油產量減少，但液化氣產量、蠟油產量以及干氣產量基本不變。式(23)～式(27)是基于圖4，通過數據回歸得到的f6(x)，f7(x)，f8(x)，f9(x)，f10(x)函數關系。計算得到其相關性系數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 總產品收益與汽油終餾點的關系

下面將通過數據回歸得到總產品收益B3與x的關系。為此，先規定各項產品和能源的單價，如表3所示。

表3 能耗及產品單價

1) 電價單位為元/(kWh)。

將表3數據代入相應的關系式，得到能耗成本B1和產汽收益B2與x的關系，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 能耗成本和產汽收益與粗汽油終餾點的關系●—B1； ■—B2

同樣，將表3數據代入相應的關系式，得到總產品收益B3與x的關系，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 總產品收益與粗汽油終餾點的關系

3.4 確定最優粗汽油終餾點

3.4.1以總效益為目標函數綜合式(28)～式(30)得到系統總效益B與x之間的關系(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 系統總效益與粗汽油終餾點的關系

對式(31)求導：

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

(32)

令式(32)等于0，計算得到最優粗汽油終餾點xopt=212.9 ℃。

表4為現有操作(x=219 ℃)與優化操作(xopt=212.9 ℃)的相關參數對比。

表4 延遲焦化裝置現有操作與優化操作參數對比

從表4可以看出：相比現有操作，最優操作時解吸塔和穩定塔再沸器負荷分別降低0.47 MW和0.18 MW，因此節省1.0 MPa蒸汽0.681 t/h、3.5 MPa蒸汽0.316 t/h；增產柴油4.660 t/h，少產穩定汽油3.780 t/h、蠟油0.870 t/h、干氣0.010 t/h，總冷卻負荷下降0.37 MW，總機泵功耗提高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以總能耗為目標函數綜合式(18)～式(22)，得到系統總有效能損失Ex與x的關系，如式(33)和圖8所示。式(33)在x=180～225 ℃區間內Ex是單調遞增的，說明單純從降低系統有效能損失的角度出發，粗汽油終餾點越低越好。

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

(33)

圖8 系統總有效能損失與粗汽油終餾點的關系

4 結 論

(1) 在文獻和現場調研的基礎上，提出用粗汽油終餾點表征延遲焦化裝置分餾系統的分離深度。

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

(3) 將所建立的方法應用于某4.2 Mt/a延遲焦化裝置，當以總效益為目標函數時，得到其操作范圍內粗汽油最優終餾點為212.9 ℃，按其操作，可實現新增效益767.9萬元/a；當按總有效能損失為目標函數時，宜低終餾點操作。表明所建方法可以有效地指導生產。

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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，從事石油化工技術工作。

梁嘉達，E-mail：leunggd@foxmail.com。