脫乙烷塔側采流程模擬與優化

譚明松，朱煒玄，鄒 雄，韓志忠，董宏光，王克峰

（ 大連理工大學 化工學院，遼寧 大連 116024）

乙烯裝置工藝流程復雜，耦合度高，分離流程的選取對于節能減排至關重要［1-3］。分離流程中，前脫丙烷流程應用較多，脫乙烷-乙烯精餾單元負責將混合C2與重組分分離及乙烯產品精制，在裝置總能耗中占較大比例［4］。趙雄等［5-6］通過模擬計算，對脫乙烷塔的單塔操作條件進行了優化。王易卓等［7］在脫乙烷塔中設置乙炔加氫反應段，并與預脫甲烷塔、脫甲烷塔熱耦合，降低了整體能耗。王洲暉等［8］對采用熱泵精餾技術的乙烯精餾塔進行了研究。羅祎青等［9］在乙烯精餾塔中應用內部能量集成技術，降低了熱泵精餾的能耗。Hirata［10］針對脫乙烷-乙烯精餾單元進行優化，通過增設中間再沸器等方式降低該單元冷劑消耗。工程應用中，一些專利流程可降低前脫丙烷流程中脫乙烷-乙烯精餾單元的能耗。其中一類為中國石化的低能耗乙烯分離技術（LECT）［11］與 S&W 公司的專利流程［12］。這類流程的脫甲烷塔釜液可繞過脫乙烷塔，從而降低脫乙烷塔、乙烯精餾塔的能耗［13］。還有一類通過在C2流股進入乙烯精餾塔前采出部分乙烯，降低乙烯精餾塔的能耗，采用該流程的主要為KBR公司［14］。

本工作針對上游脫甲烷單元選用LECT流程的乙烯裝置，對脫乙烷塔側采流程進行模擬與優化，并對比兩類脫乙烷-乙烯精餾單元流程的能耗。

1 流程簡述

圖1為LECT流程、脫乙烷塔側采流程、KBR專利流程的脫乙烷-乙烯精餾單元流程。其中乙烯精餾塔均采用開式熱泵精餾。由圖1a可知，LECT流程中，上游預脫甲烷塔釜液中含有C3組分，需至脫乙烷塔處理，脫乙烷塔塔頂采出混合C2進入乙烯精餾塔，塔釜采出混合C3至加氫反應器脫除炔烴及二烯烴。由于脫甲烷塔釜液不含C3+組分，故該物料可直接進入乙烯精餾塔，無需進入脫乙烷塔，因此脫乙烷塔處理負荷及能耗均較常規流程低。對于乙烯精餾塔，兩股進料分別來自脫甲烷塔塔底采出及脫乙烷塔塔頂采出。其中，脫甲烷塔塔底采出的混合C2中乙烯的占比較脫乙烷塔塔頂采出的大，兩股摩爾分數不同的物料分別進料相當于在乙烯精餾塔前進行了一次預分離，故乙烯精餾塔的能耗也較常規流程低。由圖1b可知，脫乙烷塔側采流程中，脫乙烷塔設置了側線采出。自上游脫甲烷單元來的兩股進料進入脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂采出部分聚合級乙烯，作為乙烯精餾塔的一股回流至乙烯精餾塔塔頂，從而降低乙烯精餾過程的能耗。脫乙烷塔側線采出剩余混合C2，至乙烯精餾塔進行分離。由圖1c可知，KBR專利流程中設置了乙烯汽提塔，脫乙烷塔塔頂氣相采出混合C2，作為乙烯汽提塔的塔底氣相進料。乙烯汽提塔釜采出乙烯乙烷至乙烯精餾塔，塔頂液相采出部分聚合級乙烯，作為乙烯精餾塔的一股回流液相，從而降低乙烯精餾過程的能耗。由于脫乙烷塔塔頂至乙烯汽提塔的氣相量為定值，故該流程中乙烯汽提塔塔頂可采出的乙烯量也為定值。

脫乙烷塔側采流程是在KBR專利流程基礎上得到的改進流程，目前已得到工程應用。兩種流程均采用乙烯精餾塔前采出部分聚合級乙烯的思路，不同之處在于預先采出的乙烯量是否可調。經改進后，脫乙烷塔側采流程可通過增加脫乙烷塔冷凝器、再沸器的負荷來提高塔頂可采出的乙烯量，強化該流程在乙烯精餾過程中的節能效果。本工作對LECT流程與脫乙烷塔側采流程進行計算，并比較分析兩流程的能耗。

圖1 三種脫乙烷-乙烯精餾單元流程Fig.1 Three deethane-ethylene distillation processes.

2 流程模擬及參數選取

對LECT流程與脫乙烷塔側采流程進行模擬計算，采用Aspen Plus軟件進行建模，以SRK作為全局物性方法。表1為脫乙烷-乙烯精餾單元進料組成。其中一股為上游LECT流程的脫甲烷塔塔底采出，另一股為預脫甲烷塔塔底采出。

表2為流程中固定的工藝參數。計算中保證兩流程分離指標一定，各塔塔頂塔底溫度也為固定參數。

2.1 脫乙烷塔側采流程

2.1.1 脫乙烷塔塔頂聚合級乙烯采出量選擇

脫乙烷塔側采流程通過在脫乙烷塔增設乙烯精餾段，在脫乙烷塔塔頂采出混合C2中的部分乙烯，并將其作為乙烯精餾塔的回流，在相同回流比下乙烯精餾塔塔頂氣相采出量相應降低，乙烯壓縮機的電耗隨之減少。同時，乙烯壓縮機出口氣相量減少，冷凝所需的負荷也隨之降低，即乙烯精餾塔再沸器在與壓縮機出口氣相冷凝器匹配后剩余的負荷增加。對于低于環境溫度操作的分離系統，精餾塔再沸器可與工藝流股或制冷機組匹配［15］，從而降低制冷機組電耗，因此乙烯精餾塔再沸器剩余負荷增加可進一步降低裝置能耗?？苫厥盏睦淞吭黾?，可進一步降低裝置的能耗。然而，上述能耗的降低需通過脫乙烷塔采出部分乙烯，同時增加冷凝器、再沸器的負荷實現。對于脫乙烷-乙烯精餾塔單元而言，脫乙烷塔能耗的增加與乙烯精餾塔節能效果需要權衡。

表3為改變脫乙烷塔塔頂乙烯采出量時流程的能耗變化，其中不同品質冷量消耗統一為電耗。脫乙烷塔乙烯采出量的增加，本質上是改變了側線以上塔段輕組分的回收率，改變乙烯采出量時，側線上下塔段的理論板數也進行了調整。由于脫乙烷塔釜溫度為40.5 ℃，在工業應用中該溫位可采用急冷水進行加熱，此時脫乙烷塔再沸器負荷的增加不會引起裝置能耗增加，反而能降低急冷水冷卻所需的水冷器或空冷器的負荷。本工作在評價各工況能耗時僅考慮冷量對應電耗及開式熱泵所需電耗，不考慮脫乙烷塔再沸器負荷的增加。由表3可知，隨著脫乙烷塔塔頂乙烯采出量增加，脫乙烷塔冷凝器所需的-41 ℃冷量消耗也不斷增加，當乙烯采出量為45 t/h時，脫乙烷-乙烯精餾單元的總電耗最低，因此脫乙烷塔塔頂乙烯采出量優選為45 t/h。

表1 脫乙烷-乙烯精餾單元進料組成Table 1 Feed composition of deethane-ethylene distillation unit

表2 流程中固定的工藝參數Table 2 Fixed parameters in the process flowsheets

表3 脫乙烷塔塔頂乙烯采出量的靈敏度分析Table 3 Sensitivity analysis of ethylene recovery rate of deethanizer

2.1.2 脫乙烷塔側線采出位置選擇

圖2為脫乙烷塔側采位置的靈敏度分析。由圖2可知，隨著側采位置下移，上段理論板數增加，塔頂采出的聚合級乙烯中乙烷含量越少，同時下塔段C2/C3的分離效果越差。為權衡上下塔段的分離效果，側線采出位置優選為第31塊板。此時塔頂采出乙烯中乙烷含量為426×10-6（x），側線采出混合C2中丙烯占乙烷的比例為466×10-6（x），塔釜采出混合C3中乙烯占丙烯的比例為537×10-6（x）。

圖2 脫乙烷塔側采位置靈敏度分析Fig.2 Sensitivity analysis of side extraction stage in deethanizer.

2.1.3 脫乙烷塔進料位置選擇

由于脫甲烷塔塔底采出基本不含混合C3組分，無需在側線以下塔段進行混合C2/混合C3組分的分離，因此進料位置應在脫乙烷塔側線以上。圖3a為脫甲烷塔塔底采出至脫乙烷塔進料位置的靈敏度分析。由圖3a可知，當進料位置為第27塊板時，塔頂采出乙烯中的乙烷含量最小，因此進料位置選為第27塊板。此時塔頂采出的乙烯中乙烷含量為426×10-6（x）。

預脫甲烷塔塔底采出中含混合C3組分，需在側線以下塔段進行分離混合C2/混合C3組分，進料位置應在脫乙烷塔側線以下。圖3b為預脫甲烷塔塔底采出至脫乙烷塔進料位置的靈敏度分析。由圖3b可知，進料位置下降至第48塊板時側線采出中混合C3含量顯著增加，故應避免在第48塊板及其以下位置進料。當進料位置為第46塊板時，側線采出中的混合C3含量最小，因此選擇于該位置進料。此時側線采出中混合C3組分占乙烷的比例為519×10-6（x），塔釜采出中混合C2組分占丙烯的比例為493×10-6（x）。

2.1.4 乙烯精餾塔進料位置選擇

圖3c為側采流程乙烯精餾塔進料位置的靈敏度分析。由圖3c可知，進料位置為第43塊板時，乙烯中乙烷含量最低，為397×10-6（x），因此乙烯精餾塔的進料位置選為第43塊板。

2.1.5 熱泵精餾回流過冷

乙烯精餾塔采用開式熱泵精餾，高壓回流液相返塔時壓力降低，將產生氣液兩相，降低實際回流比，使乙烯壓縮機的功耗增加。工業應用中為降低回流的氣相分率，通常均設法使回流液相進一步過冷。選用回流液相與進料換熱的方式，分出一股進料將其節流至0.4 MPa，節流后溫度為-68.5 ℃。節流后的進料與回流液相換熱至完全氣化，將回流液相冷卻至-65.5 ℃，換熱后氣相進料位置為原進料位置向下三塊理論板。經計算，通過與進料換熱，兩流程回流液相降壓后的氣化分率可從15%降至5%，乙烯壓縮機電耗降低381 kW。

圖3 脫甲烷塔塔底采出（a）、預脫甲烷塔釜液（b）和乙烯精餾塔（c）至脫乙烷塔進料位置靈敏度分析Fig.3 Sensitivity analysis of feed stage from demethanizer bottom to deethanizer(a)，pre-demethanizer bottom to deethanizer(b) and C2 splitter(c).

2.2 LECT流程

使用同樣的方法，對LECT流程的脫乙烷-乙烯精餾單元進行模擬優化。在產品分離指標與脫乙烷塔側采流程相同的情況下，確定各塔最優進料位置，以此作為兩流程能耗比較基準。

3 流程能耗對比及分析

計算得各換熱設備熱負荷、壓縮機功耗等結果見表4。

3.1 脫乙烷塔的對比與分析

由表4可知，對于脫乙烷塔側采流程，脫乙烷塔塔頂采出45 t/h乙烯后，冷凝器與再沸器負荷較LECT流程分別增加3 970 kW與2 783 kW。由于乙烯的泡點低于乙烯乙烷混合物的泡點，為保證塔頂冷凝器與-41 ℃丙烯冷劑傳熱溫差充足，側采流程中脫乙烷塔的操作壓力大于LECT流程。計算時將脫乙烷塔塔頂操作壓力升高至1.52 MPa，以保證傳熱溫差。操作壓力的提高，降低了各組分的相對揮發度，增加了分離難度。脫乙烷塔塔頂采出10 t/h乙烯時，脫乙烷塔冷凝器負荷較LECT流程增加較為顯著。當乙烯采出量接近脫甲烷塔釜液相中的乙烯含量時，繼續增加乙烯采出會使脫乙烷塔冷凝器負荷顯著增加，從而導致單元整體電耗增加，裝置的能耗水平上升。因此，對于脫乙烷塔側采流程，脫乙烷塔塔頂乙烯采出量不應大于脫甲烷塔釜液所含乙烯量，否則該流程將失去節能效果。

表4 兩流程計算結果對比Table 4 Comparison of calculation results between the two processes

3.2 乙烯精餾塔的對比與分析

對于設置開式熱泵的乙烯精餾系統，壓縮機出氣的一部分作為產品采出，另一部分經換熱冷凝為液相回流返塔。由表4可知，當乙烯精餾塔額外引進另一股回流液相時，壓縮機進氣量可相應減少。與LECT流程相比，當維持產品收率及分離指標一定時，側采流程的壓縮機進氣量降低了34%，相應地壓縮機電耗也降低了34%，節能效果顯著。同時，外界回流液相的引入，還可減少壓縮后與塔釜換熱的氣相量，因此塔釜需從脫乙烷-乙烯精餾單元外吸入更多熱量，這在低于環境溫度的精餾過程中是有利的。側采流程中乙烯精餾塔釜可回收-54 ℃冷量9 597 kW，比LECT流程多回收3 484 kW。

3.3 兩流程能耗的對比

以電耗為基準比較兩種脫乙烷-乙烯精餾單元流程的能耗，LECT流程的電耗為11 865 kW·h，脫乙烷塔側采流程的電耗為7 609 kW·h。由表4可見，對于上游采用LECT流程的裝置，脫乙烷-乙烯精餾單元選用脫乙烷塔側采流程較原流程節能效果顯著，在給定的進料下，脫乙烷塔側采流程可降低電耗35.9%。

4 結論

1）通過Aspen Plus模擬軟件對兩種脫乙烷-乙烯精餾單元流程進行模擬與優化，確定了各流程在給定進料下的工藝參數。

2）計算結果表明，脫乙烷塔側采流程中，脫乙烷塔塔頂乙烯采出量存在最優值，給定進料下脫乙烷塔塔頂采出45 t/h乙烯可使脫乙烷-乙烯精餾單元電耗最低。

3）對于脫乙烷塔側采流程，當脫乙烷塔塔頂采出乙烯量接近或大于脫甲烷塔釜液所含乙烯量時，繼續增加乙烯采出量所需的冷量消耗明顯增加。對于該流程，脫乙烷塔塔頂乙烯采出量不應大于脫甲烷塔釜液所含乙烯量。

4）對于上游脫甲烷單元采用LECT流程的乙烯裝置，脫乙烷-乙烯精餾單元選用脫乙烷塔側采流程具有顯著的節能效果，在給定的進料下，脫乙烷塔側采流程可降低電耗35.9%。