乙烯裝置冷箱和脫甲烷塔系統的模擬及優化

陸向東

（中國石化 鎮海煉化分公司 烯烴部，浙江 寧波 315200）

乙烯裝置是石化工業的龍頭，技術水平的高低被看作是衡量一個國家石化工業發展水平的重要標志［1］。乙烯裝置包括裂解和分離兩部分，工藝流程長，是最復雜的石化裝置。裝置中的冷箱和脫甲烷塔系統是分離部分的核心，也是冷量消耗最多的單元，它們的操作效果嚴重影響乙烯產品的質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的穩定和優化。

在乙烯裝置的操作過程中，僅憑操作經驗難以實現深冷系統的優化，若借助計算機流程模擬技術，可達到優化目的［3］。化工設計和流程模擬中使用的計算機軟件種類較多，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組織的模擬優化軟件等。Aspen Plus軟件是公認的功能強大的流程優化模擬軟件，在石化領域被廣泛應用，常用來模擬實際生產裝置的優化運行工況，并提出有效的節能降耗措施，是使生產管理從經驗型走向科學型的有力工具［4］。

近年來，Aspen Plus模擬軟件在乙烯裝置應用較多。夏慶寧［5］利用Aspen Plus軟件分析了乙烯裝置的能量應用情況。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。葉貞成等［7］利用Aspen Plus軟件對乙烯精餾塔的開車動態進行建模與優化。

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

1 工藝流程

鎮海煉化乙烯裝置的冷箱和脫甲烷塔系統的主要任務是實現氫氣、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，即冷箱系統保持3.5 MPa左右的高壓操作，而脫甲烷塔系統采用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的工藝流程Fig.1 Diagram of cold box and demethanizer system.

裂解氣經過壓縮、干燥及一系列冷卻后逐步降溫到-72 ℃，進入脫甲烷塔第一進料分離罐FA-301進行首次分離，液體在換熱器內進行歧化換熱后分別作為脫甲烷塔的第一股和第二股進料送入脫甲烷塔DA-301。FA-301頂部的裂解氣經過冷箱EA314X被冷卻到-95 ℃后進入脫甲烷塔第二進料分離罐FA-302，分離的凝液作為脫甲烷塔的第三股進料。FA-302頂部的裂解氣經過冷箱EA313X被冷卻到-136 ℃后進入分凝分餾塔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 ℃進入氣液分離罐FA304X，FA304X底部的甲烷凝液通過節流膨脹實現制冷，并經回收冷量復熱后作為中壓甲烷送到燃料氣系統。第二級膨脹物料被冷凍到-163 ℃進入氣液分離罐FA305X。FA305X罐頂為純度大于95%（x）的粗氫氣，經回收冷量后送到甲烷化系統生產氫氣產品；FA305X底部的甲烷凝液通過節流膨脹實現制冷，并經回收冷量復熱后作為低壓甲烷送到燃料氣壓縮系統。

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

2 模擬對象

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

2.1 進料條件

為驗證所搭建模型的準確性，選用與設計相同的進料條件和操作條件對冷箱和脫甲烷塔系統進行模擬校核計算，進料條件見表1。

表1 模擬進料條件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） 為優化平臺，建立裂解氣在冷箱系統預冷和脫甲烷塔系統中分離的工藝模型。其中，熱力學方法采用SRK狀態方程法，脫甲烷塔采用47塊理論塔板，4股進料分別從第7，12，17，27塊理論塔板進入。裂解氣物料參數采用設計物料參數，冷箱系統選取氫氣和甲烷、脫甲烷塔系統選取甲烷和乙烯作為關鍵組分。冷箱系統采用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模塊進行模擬［8］。

2.3 模擬結果

冷箱系統主要參數的模擬結果見表2，脫甲烷塔系統主要參數的模擬結果見表3。

表2 冷箱系統的主要參數模擬結果Table 2 Simulation results of the main parameters of the cold box system

表3 脫甲烷塔系統的主要參數模擬結果Table 3 Simulation results of the main parameters of the demethanizer system

綜合表2和表3數據可知，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）的設計要求下，模擬結果與設計數據雖有部分偏差，但偏差都在計算允許誤差范圍內，說明模型選用的物性計算方法和參數可靠，可將模型應用于冷箱和脫甲烷塔系統的流程模擬、參數靈敏度分析和過程優化。

3 結果與討論

3.1 裝置負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中，乙烯的損失主要發生在分凝分餾塔DA-302和脫甲烷塔DA-301頂部，損失的乙烯分別進入中壓甲烷和高壓甲烷中。為研究裝置負荷變化對乙烯損失的影響，在制冷機組制冷能力一定、冷箱和脫甲烷塔系統操作參數不變的前提下，對裂解氣負荷對DA-302和DA-301塔頂乙烯損失的影響進行分析，結果如圖2所示。

圖2 裂解氣負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，在制冷機組能力和冷劑分布不變的情況下，DA-302和DA-301塔頂的乙烯損失隨裂解氣負荷的增加而逐漸增加。裂解氣負荷增至285 t/h時是乙烯損失的拐點，小于此負荷時，兩處的乙烯損失均相對較低，DA-302塔頂的乙烯含量僅約為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），接近設計指標要求。但當裂解氣負荷增加時，兩處的乙烯損失均上升，尤其是DA-301塔頂的乙烯損失上升幅度更大。模擬結果表明，在正常操作負荷下，乙烯裝置的乙烯損失主要發生在DA-301頂部，因此日常操作過程中應重點關注此處的乙烯損失。

3.2 裂解氣組成變化與乙烯損失的關系

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塔頂的乙烯損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，此處的乙烯損失遠小于DA-301塔頂，與圖2的結果相吻合。

多年來，鎮海煉化的乙烯裝置不斷優化原料，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計的42.78%（x）上升到44.20%（x）左右，脫甲烷塔塔頂的乙烯損失控制在0.2%以內，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、溫度與回流比的關系

正常運行過程中，脫甲烷塔塔頂的重關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，應保持合適的回流比，若回流比過大，塔內負荷和運行能耗增加；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、溫度與回流比的關系見圖4。

圖4 DA-301塔頂乙烯含量、溫度與回流比的關系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），對應的塔頂溫度約為-123.3 ℃。當回流比降至0.045時，塔頂乙烯含量迅速上升到0.17（x），對應的塔頂溫度約為-98.1 ℃。當回流比為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、溫度與冷劑量的關系

分凝分餾塔是同時具備傳質和傳熱功能的低溫精餾設備，整體結構設計決定了它是目前最具節能優勢的塔［9］，主要目的是在甲烷和氫氣進入氫氣/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，溫度也相應升高，冷劑量的拐點在-300 MJ/h左右。總體而言，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塔頂的乙烯損失相對較少。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，一般設計時盡可能降低塔的操作壓力，以提高精餾效果。根據二元制冷劑最低可達到-136 ℃的實際情況，為減少乙烯的損失，應盡可能降低脫甲烷塔的操作壓力。脫甲烷塔壓力變化對應的塔頂乙烯損失及相應的塔頂溫度如圖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 脫甲烷塔進料條件變化對塔頂乙烯損失的影響

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

FA-301進料溫度對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進料溫度的升高，DA-301塔頂溫度升高、塔頂乙烯損失增加，當FA-301進料溫度在-73～-69℃區間變化時，DA-301塔頂乙烯含量變化系數為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進料溫度的升高，DA-301塔頂乙烯含量降低，當進料溫度在-97～-92 ℃區間變化時，DA-301塔頂乙烯含量的變化系數為-0.039 1%/℃，即溫度每升高1 ℃，塔頂乙烯含量降低0.039 1%。與FA-301進料溫度相比，FA-302進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面影響，因而FA-302進料溫度升高時，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進料溫度的升高，DA-301塔頂乙烯損失增加，當進料溫度在-134～-128 ℃區間變化時，塔頂乙烯含量的變化系數為0.098 7%/℃。在DA-302進料溫度低于-131 ℃時，乙烯含量隨溫度變化明顯。根據流程模擬結果，實際上是因為在DA-302進料溫度低于-131 ℃時，DA-301第四股進料流量減少的速率較快；而DA-302進料溫度高于-131 ℃后，第四股進料流量減少的速率變慢了。

3.7 冷量模擬及優化

在乙烯裝置中，裂解氣在冷箱中的預冷約占總冷劑負荷的40%左右，脫甲烷塔系統約占總冷劑負荷的12%左右，雖然冷箱和脫甲烷塔系統的冷量消耗因裂解原料組成和工藝流程不同而有所差異，但總冷劑負荷基本約占整個制冷機組總功率的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行合理的分配是十分必要的。結合二元冷劑系統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。兩股冷劑構成了冷箱預冷系統的主要冷源。

基于二元冷劑與丙烯冷劑復疊制冷工藝機理模型，在給定基礎工況下，分別對不同壓力等級的用戶引入一股附加冷負荷，采用靈敏度分析工具分別模擬計算附加冷負荷變化與制冷機總功耗的變化關系，結果如圖10所示。由圖10可知，在相同的冷負荷下，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冷劑負荷維持不變的情況下，同時維持制冷機總的功耗不變，基于搭建的模型進行模擬計算，得到EA316X出口溫度與甲烷尾氣中總乙烯損失的關系，結果見圖11。由圖11可見，當EA316X的出口溫度低于-58.1 ℃時，乙烯損失基本達到最小。要使冷箱與脫甲烷塔系統的乙烯損失維持在較低水平，應盡可能降低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 ℃的冷劑是優化冷箱和脫甲烷塔系統能耗的關鍵［11］。

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

4 結論

1）乙烯裝置的乙烯損失主要發生在脫甲烷塔，鎮海煉化乙烯裝置的裂解氣負荷達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），脫甲烷塔塔頂的乙烯損失控制在0.2%以內。

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控制在0.070～0.075，塔頂溫度保持在-131.5～-131.2℃之間，第一進料分離罐FA-301、第二進料分離罐FA-302和分凝分餾塔DA-302進料溫度分別控制在-73，-95，-132 ℃左右有利于經濟性運行。經過不斷優化調整，乙烯裝置的冷箱和脫甲烷塔系統的控制參數基本與模擬結果吻合，裝置的績效水平逐年提升。