大型烯烴分離裝置工藝條件分析及關(guān)鍵塔設(shè)備對比研究

麻勁禹

（青海省礦業(yè)集團股份有限公司，西寧 810000）

利用甲醇對低碳烯烴制取的技術(shù)是我國利用新型煤業(yè)化工技術(shù)代替石油化工技術(shù)的重要方法，極大地促進了我國的經(jīng)濟發(fā)展和能源的節(jié)約[1-2]。因為在甲醇制烯烴（methanol to olefins，MTO）工程中的烯烴分離設(shè)備，和在石化中乙烯分離設(shè)備所需要處理的主要原料氣組成相同，所以很多乙烯產(chǎn)業(yè)供應(yīng)商的分離工藝技術(shù)都能夠運用到MTO 的分離工藝中[3]。比如美國KBR 企業(yè)與中石化洛陽工程有限公司，在烯烴分離時普遍使用了前脫丙烷或者前脫乙烷方法，并在其中加入中冷油洗滌吸收脫甲烷的方法[4]。清華大學(xué)和中國化工集團開發(fā)了流化床甲醇制丙烯技術(shù)，該技術(shù)可以通過工藝調(diào)節(jié)，提升丙烯收率。中國神華能源股份有限公司也研究出新型的方法，該工藝反應(yīng)避免再生器內(nèi)高溫催化劑與甲醇接觸，形成不良反應(yīng)，從而提高乙烯、丙烯等低碳烯烴產(chǎn)率[5-6]。對比于石油裂解氣成分，MTO 生產(chǎn)的反應(yīng)氣組成中具有充氧化合物，并且其中甲烷及氫的濃度很低，因此還有一定的優(yōu)化和改進空間。

為了完善烯烴分離裝置的工藝條件，使烯烴分離脫丙烷塔進行優(yōu)化，對大型烯烴分離裝置工藝條件進行了分析，并對關(guān)鍵塔設(shè)備進行了對比。首先對烯烴分離工藝技術(shù)原理進行了闡述，接著引入了參數(shù)的具體含義和計算方法，再建立不同的模塊，最后通過模擬實驗，對穩(wěn)態(tài)模擬流程進行靈敏度分析，從而得出相應(yīng)的調(diào)整原則和優(yōu)化思路。

1 材料和方法

1.1 MTO 烯烴分離工藝技術(shù)

在國內(nèi)外，MTO 烯烴分離工藝源于石油裂解氣分離技術(shù)工藝方法，不過由于主要原材料組成的不同，MTO 烯烴分離主要使用的是中冷分離技術(shù)。輕組分和重分相比于生產(chǎn)石腦油裂解氣來說都相對低[7]。具體的組分對比如圖1 所示，具體流程如圖2 所示。

圖2 MTO 系統(tǒng)流程Fig.2 MTO system flow chart

由圖2 可以看出，隨著液相甲醇在反應(yīng)中的加熱，甲醇-凈化水換熱器E1 和甲醇-凝結(jié)水換熱器E2 加熱至90 ℃，加熱后的液相甲醇進入甲醇-蒸汽換熱器E3 中汽化為飽和態(tài)甲醇，然后在甲醇-產(chǎn)品氣換熱器E4 內(nèi)與產(chǎn)品氣接觸過熱后在反應(yīng)器R1內(nèi)與催化劑產(chǎn)生反應(yīng)；反應(yīng)產(chǎn)生富含乙烯及丙烯的低碳烯烴產(chǎn)品氣體經(jīng)一級、二級和三級分離器對夾帶的少量催化劑細粉進行回收后送至急冷塔[8-9]。反應(yīng)器內(nèi)失去活性的催化劑經(jīng)過待生輸送管送入再生器R2 內(nèi)流化燒焦恢復(fù)催化劑活性，恢復(fù)活性的催化劑通過再生輸送管送入反應(yīng)器內(nèi)繼續(xù)參與反應(yīng)；主風(fēng)系統(tǒng)設(shè)置電動離心式主風(fēng)機C1 用來提供足夠風(fēng)量，再生器產(chǎn)生的煙氣經(jīng)過再生三級旋風(fēng)分離器回收夾帶的少量催化劑細粉后送至余熱鍋爐系統(tǒng)。產(chǎn)品氣到達急冷塔T1 遇到急冷水逆流，將產(chǎn)品氣內(nèi)少量催化劑洗滌至急冷水中并將產(chǎn)品氣脫過熱后送至水洗塔系統(tǒng)。水洗塔T2 內(nèi)產(chǎn)品氣經(jīng)水洗水冷卻至40～55 ℃后送入烯烴分離單元壓縮分離，其中產(chǎn)品氣中未反應(yīng)完全的少量甲醇、二甲醚等氧化物和重組分油類物質(zhì)冷凝在水洗水、急冷水中，最后送至污水汽提塔T3 系統(tǒng)內(nèi)回收提煉，T3塔頂組份送至反應(yīng)器回?zé)挘孜鬯椭廖鬯幚硌b置[10-11]。

1.2 選擇性、轉(zhuǎn)化率、收率和空速

選擇性為生產(chǎn)產(chǎn)物所耗費的原物料中轉(zhuǎn)化為目標產(chǎn)物的百分比。產(chǎn)品氣測量結(jié)果為摩爾百分比，計算產(chǎn)物組分的CH2 基質(zhì)量選擇性計算公式如式（1）所示：

式中：γ 為C1～C5烴類、H2、CO、CO2氣體[12]。

轉(zhuǎn)化率指原料甲醇轉(zhuǎn)化率，通過產(chǎn)品氣組分分析結(jié)果，計算原料甲醇的轉(zhuǎn)化率如式（2）所示：

式中：Y 為組分摩爾分數(shù)；ω 為組分所含碳原子數(shù)；γ為含碳原子的烴類及氧化物[13]。

MTO 工業(yè)裝置反應(yīng)空速是指甲醇進料量與反應(yīng)密相藏量的比值，具體如式（3）所示：

式中：K 代表MTO 工業(yè)裝置反應(yīng)空速，其單位為h-1；R 是指甲醇進料量；M 是指反應(yīng)密相藏量[14]。

MTO 工業(yè)裝置甲醇單耗是指甲醇消耗量與雙烯產(chǎn)量的比值，其是衡量裝置運行效益的重要指標之一[15]。

1.3 穩(wěn)態(tài)模擬的建立

對精餾塔操作性的研究，依照設(shè)計所確定的參數(shù)，通過Aspen 軟件模擬實際生產(chǎn)過程。進行模擬時，確保工作壓力以及進料溫度穩(wěn)定，確保分離質(zhì)量的同時，分別模擬計算溫度參數(shù)以及回流量，然后進行靈敏度分析，最后結(jié)合設(shè)計變量的規(guī)定，探究出符合質(zhì)量要求的操作要素，再通過靈敏度和相關(guān)模塊分析精餾塔[16-17]。步驟如下：

步驟1構(gòu)建模擬流程。選用組分A，B，C 三種工況當做模擬數(shù)據(jù)的基準，把結(jié)果和設(shè)計值進行比較。與此同時，對模擬系統(tǒng)進行分析，對操作優(yōu)化過程中的參數(shù)進行確認。

步驟2模擬流程的應(yīng)用。為了保證原料成分差異時的操作要素，需要對不同成分工況下的操作要素進行研究。當前段MTO 設(shè)備反應(yīng)段產(chǎn)生改變致使烯烴分離設(shè)備進料成分改變時，脫丙烷塔的操作要素也應(yīng)隨時進行改動。

首先依照已經(jīng)設(shè)計好的數(shù)據(jù)，分別對各單元進行模擬，在運行穩(wěn)定后，如果數(shù)據(jù)與設(shè)計一樣，方可繼續(xù)后續(xù)流程，具體流程如圖3 所示，各設(shè)備模塊參數(shù)如表1 所示，T501 和T502 的模塊參數(shù)如表2 所示。

圖3 脫丙烷塔模擬流程Fig.3 Simulation flow chart of depropanizer

表1 設(shè)備表及模塊參數(shù)Tab.1 Equipment table and module parameters

表2 T501 及T502 的模塊參數(shù)Tab.2 T501 and T502 module parameters

2 實驗結(jié)果及分析

2.1 流程模擬結(jié)果

根據(jù)B 工況設(shè)計數(shù)據(jù)設(shè)置初始值，先把T501以及T502 的回流比與塔頂采出量當做輸入值，然后把得出的結(jié)果和之前所設(shè)計的值做比較。依照低壓脫丙烷塔頂氣內(nèi)C4 的含量低于1.5%，低壓脫丙烷塔釜液內(nèi)C3 的質(zhì)量分數(shù)小于或等于0.6wt%，高壓脫丙烷塔頂氣內(nèi)C4 含量低于0.1%的設(shè)計要求。首先對靈敏度進行分析，從而對參數(shù)的調(diào)試方法以及大概范圍進行確認，再利用設(shè)計規(guī)范以及操作變量求出結(jié)果，最后生產(chǎn)出符合設(shè)計要求的產(chǎn)出氣體，完成模擬過程，具體結(jié)果如圖4 所示。把采出物流的實驗數(shù)據(jù)值和設(shè)計的數(shù)據(jù)值進行對比，主要物流組成如圖5 所示。

由圖4 和圖5 可以看到，高壓脫丙烷塔頂釆出物流5005 內(nèi)C4 的含量是0.09 mol%，低壓脫丙烷塔釜液C3 含量是0.72 mol%；高壓脫丙烷塔頂氣C4含量為0.035 mol%，高低壓塔釜溫度未超過80 ℃，均符合設(shè)計規(guī)定。

圖4 關(guān)鍵塔設(shè)備模擬結(jié)果Fig.4 Simulation results of key tower equipment

圖5 主要物流結(jié)果Fig.5 Main logistics results

2.2 靈敏度分析

通過Aspen 軟件對進料位置的影響進行分析，當T501 氣相進料位置發(fā)生改變的時候，結(jié)合不同釆出產(chǎn)品氣體的指標成分變化以及塔熱負荷變化的情況，繪制出相應(yīng)的關(guān)系圖分別如圖6 和圖7 所示。

由圖6 可以看出，當進料板增加時，T501 塔頂C4 與T502 塔底C3 的指標總體趨勢先降低后升高，在進料板達到第21～26 塊塔盤時，指標達標，所以原設(shè)計的進料位置符合生產(chǎn)要求。

圖6 產(chǎn)品指標隨T501 進料位置變化關(guān)系Fig.6 Relationship between product indicators and T501 feeding position

從圖7 可以看到，當進料位置不斷向下移動時，再沸器與冷凝器的平均熱負荷都先顯示出急速下降的趨勢，然后下降的幅度逐漸變緩。相較于再沸器，當進料位置在21～27 之間時，冷凝器的負荷變化逐漸穩(wěn)定，此時總體的熱負荷功率改變較小，聯(lián)合成分改變所產(chǎn)生的影響，說明進料位置設(shè)定于21 塊塔盤比較適合。

圖7 塔熱負荷隨T501 進料位置變化關(guān)系Fig.7 Relationship between tower heat load and T501 feed position

分別對比T501 和T502 采出量對產(chǎn)出物品質(zhì)的影響，具體如圖8 所示。

圖8 T501 和T502 采出量對產(chǎn)品質(zhì)量的影響Fig.8 Effect of T501 and T502 production on product quality

由圖8 可以看出，T501 塔頂產(chǎn)出物質(zhì)量隨T502 塔底產(chǎn)出物采出量的提升而下降，并且該趨勢對產(chǎn)出物品質(zhì)的影響較大。結(jié)合其之間品質(zhì)的制約關(guān)系可以看到，T501 頂部的氣相采出量為2574～2577 kmol/hr 時較為合適。因此B 工況塔頂釆出的范圍應(yīng)當設(shè)置為2570～2580 kmol/hr，且步長設(shè)定為0.5。而當從T502 回流到T501 的量的變多，T501 塔頂C4、T502 塔頂C4 以及T502 塔底C3 的指標都逐漸提升，由此可以看出，兩塔間回流量增大，產(chǎn)出物品質(zhì)的把控效果提升。B 工況在T502 釆出量為197.5 kmol/hr 時所有項指標都符合要求，所以范圍設(shè)定為190～210 kmol/hr，步長為0.5。

分別對比產(chǎn)品質(zhì)量隨T501 和T502 的回流比的變化關(guān)系，具體如圖9 所示。

圖9 產(chǎn)品質(zhì)量隨T501 和T502 回流比的變化關(guān)系Fig.9 Variation of product quality with reflux ratio of T501 and T502

由圖9 可以看到，隨著T501 回流比增加，T501塔頂產(chǎn)品以及T502 塔底產(chǎn)品的指標都逐漸上升，而T502 塔頂產(chǎn)品的指標卻逐漸下降。可以看出，B工況合適的回流比計算范圍應(yīng)該在0.22～0.24 之間，步長設(shè)定為0.001。而隨著T502 回流比的逐漸提升，各種物流指標的含量都在急速下降，當回流比超過1.0 后，趨勢減緩，回流比達到1.03 后各物流指標都符合設(shè)計要求。所以T502 回流比計算范圍應(yīng)當設(shè)定在0.85～1.15 之間，步長設(shè)定為0.02。

3 結(jié)語

通過利用Aspen 軟件構(gòu)建的高低壓脫丙烷工藝模擬過程，并結(jié)合靈敏度分析和設(shè)計規(guī)范對進料位置、兩塔塔頂采出量以及回流比，得出B 對于常用工況的最優(yōu)預(yù)測操作要求，對以后進料成分變化的研究奠定了一定的基礎(chǔ)。實驗結(jié)果顯示，高壓脫丙烷塔頂采出物流5005 中C4 含量為0.09 mol%，低壓脫丙烷塔釜液C3 含量為0.72 mol%；高壓脫丙烷塔頂氣C4 含量為0.035 mol%，高低壓塔釜溫度未超過80 ℃，均符合設(shè)計規(guī)定。通過對靈敏度進行分析，T501 塔頂產(chǎn)品隨T502 塔底產(chǎn)品采出量提升而降低，而T501 回流比隨T501 塔頂產(chǎn)品與T502塔底產(chǎn)品的質(zhì)量呈現(xiàn)正相關(guān)關(guān)系，與T502 塔頂產(chǎn)品的指標呈現(xiàn)負相關(guān)關(guān)系。