催化裂化分馏塔动态机理模型与仿真研究

第43卷　第2期厦门大学学报(自然科学版)Vol.43　No.2　2004年3月Journal of Xiamen University(Natural Science)Mar.2004　文章编号:043820479(2004)022*******催化裂化分馏塔动态机理模型与仿真研究收稿日期:2003204230作者简介:周华(1976-),男,硕士.周　华,江青茵,曹志凯(厦门大学化学工程与生物工程系,福建厦门361005)摘要:首先经严格的机理分析给出分馏塔逐板计算的模型,然后采用房室法、虚拟组分法将模型简化.最后对所建立的机理模型进行求解仿真,并给出了仿真结果,通过仿真验证了模型的准确性.关键词:催化裂化;模型;仿真;分馏塔.中图分类号:TQ015.9,TQ202文献标识码:A 复杂化工过程的优化与控制一直是研究热点.采用机理方法建立过程的动态或稳态数学模型并进行仿真模拟,可以了解过程的内在关系和不同因素对过程的影响.由于化工过程大都非常复杂,过程动态机理建模一直是难题[1].催化裂化装置是石油二次加工的重要装置,由反应再生、分馏及稳定装置组成.在催化裂化反应-再生建模与优化控制方面,本实验室已经做了大量的研究工作[2,3],故本文只讨论分馏塔的建模和仿真.催化裂化分馏塔所处理的是包含了无数沸点相近、受反2再工况的反应深度影响的复杂混合物,进入分馏塔的热量也由反2再工况决定.本文在借鉴目前研究较为成熟的精馏塔及各种常减压分馏塔动态模型[4～12]的基础上,结合催化裂化分馏塔的流程特点,运用虚拟组分和房室法[13],对逐板计算模型进行简化处理,全塔分成5个等效的塔段并假设有5个虚拟组分,分别列出每段组分的质量和能量的连续性方程.建立了以液相组分与塔段温度为主要状态变量,塔段的液相滞留量为辅助变量,由若干微分方程和代数方程组成的全塔模型,并对模型进行仿真研究,从而分析验证模型的准确性.1　工艺描述催化裂化装置对一次加工后的重油(腊油、渣油)进行裂化反应,反应油气进入分馏塔,在分馏塔中经过脱过热段和循环回流取热后得到不同的成品油产物.催化裂化分馏塔(见图1)是一个耦合严重、非线性、不确定性强的复杂的工业装置,其控制水平的高低直接影响产品的分布及质量;它具有以下工艺特征[14]:1)分馏塔底设有脱过热段,处理物料为复杂混合物;2)塔顶多采用循环回流,有侧线抽出;3)大量采用中部循环回流来控制各段温度;4)从塔底进料,进料为过热油气.　图1　催化裂化分馏塔12回炼油罐;22泵;32换热器;42分馏塔;52冷却器;62粗汽油罐;72汽提塔　Fig.1　FCCU fractionator2　分馏塔动态机理建模在分离工程和物理化学等学科对分离过程的内在机理、热力学计算、工艺参数计算等研究的基础上,综合全塔的物料平衡、能量平衡、相平衡、组分平衡等方程,可得出分馏塔的逐板计算的全塔动态模型.为简化计算,依据生产工艺的实际情况提出以下几条假设:1)每块塔板上的液相充分混和;2)每层塔板上的汽相滞留量忽略不计;3)同层塔板内温度均匀;4)离开塔板的液相组分与塔板上液相滞留量的组分相同;5)各板的热量损失忽略不计;6)侧线以液相形式抽出;7)忽略汽液相温差引起的传热,只考虑汽液相传质引起的潜热变化;8)进行各种衡算时将物料分为汽相和液相两个对象进行考虑.分馏塔中塔盘的汽液流程图如图2所示,基本上代表了每块塔板的情况,对于图2所示的第j 层塔板的第i 个组分,其逐板计算的动态模型可由以下几组方程描述:液相物料平衡方程:　图2　分馏塔中各塔盘的物料流示图　Fig.2　Diagram of input 2output streams for plate j inFCCU fractionatord M jd t=L j -1+L F -L o -L j +N tj(1)液相组分平衡方程:d (M j x ij )d t=L j -1x ij -1+L F x iF -　L o x io -L j x ij +N ij (2)液相能量平衡方程:d (M j H j )d t =L j -1H j -1+L F H F -　L o H o -L j H j +E tj(3)气相物料平衡方程(忽略气相动态滞留量):V j -V j -1-N tj +V F =0,N tj =∑ci =1N ij(4)气相组分平衡方程:V j x ij -V j -1x ij -1-N ij +V F x iF =0(5)气相能量平衡方程:V j h j -V j -1h j -1-E tj +V F h F =0(6)组分加和方程:∑ci =1x ij =1(7)∑ci =1y ij =1(8)焓值计算方程[15,16]:H ij =αi +βi T j(9)h ij =γi +δi T j(10)汽液相热量传递方程:E tj =∑ci =1N ij h ij(11)汽液传质速率方程:N ij =K G ij (y ij -K j x ij )(12)　图3　转化率升高对各组分含量以及温度的影响B 2塔底液相汽油含量;C 2塔底液相柴油含量D 2塔度液相油浆含量;E 2塔底液相回炼油含量　Fig.3　Inf luences on dif f erent com ponents and operat 2ing tem peratures af ter a step change (f rom 0.40to 0.45)in conversion rate式中K G ij 为传质系数,其计算参见文献[17],式(12)中相平衡系数K j 的计算参见文献[18].压力衡算方程(由p =RV n T 推导):d p d t =R V (T d n d t +nd Td t)(13)式中d nd t由式(1)和式(13)联立可以求解.塔板水力学计算参照文献[19]所给定的有关公式,有关符号说明参见附录A .式子(1)～(10)为图2所示的有N 层塔板的逐板计算模型,式(9)和(10)表示每层塔板的液相焓和汽相焓,这些焓值都是塔板温度的函数.・812・厦门大学学报(自然科学版) 2004年如果不做任何简化,一个分馏塔有几十层塔板,假设有10个组分(催化裂化分馏塔实际上不只这些组分),采用逐板计算方法将会产生几百个非线性微分方程和几百个代数方程,这给模型的求解和仿真带来很大困难,且很难满足工业实时计算的要求.表1　虚拟组分焓值计算方程参数表Tab.1　Parameters def ined in the enthalpy equation of pseudo com ponentsZX Y A 00A 01A 02×102A 10A 11×102A 12×102　H 3L T 3A PI 3.81920.2483-0.27060.37180.19720.4754　H 33VT 3A PI 78.12120.3917-0.16540.30590.09960.4630　H V 2T K 24.2206-20.517158.570.8627-7.55000.0672　G V 1H V K -1557.44408.443-1906.32-4.66634.8260.1010　G V 2G V 13A PI 512.06-8.6401-3.016-0.24971.8720.5582　H V 1G V 2P24.47-0.33270.0129-0.15780.17620.2387　H L ,HV 2分别为液、汽相焓,千卡/公斤;P 2系统压力,公斤/厘米3;T 2体系温度,℃;K 2特性因数;3A PI 2比重指数.为简化模型,针对催化裂化分馏塔的实际情况,将有32块塔盘的分馏塔分为5个块(j =1,2,3,4,5),即采用房室法处理,突出有物料进入、侧线抽出的塔盘以及3个循环取热回流的塔盘的计算.将分馏塔内的物料按其产品划分为5个虚拟组分(c =5),即汽油、柴油、回炼油、油浆、富气.其中富气在塔内为不凝气,在液相中不予考虑.另外虚拟组分焓值计算方程[20]如下:Z =∑2i =0∑2j =0A ij X i Y j (i +j ≤2)(14)其中Z ,A ij ,X ,Y 的值见表1.虚拟组分分子量的计算采用石油大学提出的经验式,该式不仅适合直馏馏分,也适用二次加工产物.M i =a +b T +c KT +d (KT )2+e ρT (15)其中参数a ,b ,c ,d ,e 的值源于文献[21],式中:T -馏分的中平均沸点,K;K -馏分的特性因数;ρ-馏分油20℃时的密度,g/cm 3;a =184.5,b =2.2945,c =-0.223,d =0.133853×10-4,e =-0.62217.进料汽相或者液相的平均分子量的计算:M L =∑ci =1x i M i(16) M L =∑c i =1y i M i(17)上述5个分段4个虚拟组分(富气当作不凝气处理)的简化模型共包含若干微分方程和代数方程,采用四阶Runge 2Kutta 法求解,求解时设反应转化率的初值均为0.40,考察转化率降低及转化率升高　图4　转化率降低对各组分含量以及温度的影响B 2塔底液相汽油含量;C 2塔底液相柴油含量D 2塔底液相油浆含量;E 2塔底液相回炼油含量F 2进料转化率:G 2塔底段温度　Fig.4　Influences on different components and operatingtemperature after a step change (from 0.40to 0.35)in conversion rate对全塔组分和温度的影响,图3为转化率阶跃减少0.05的仿真结果,图4为转化率阶跃增加0.05的仿真结果.从图3、4中可以看出,当进料转化率升高,轻组分含量增加,重组分含量降低,塔底段温度升高,当转化率降低时,轻组分含量减少,重组分含量增加,塔底段温度降低.提高转化率有利于提高重油加工过程的轻质油收率.上述仿真结果与工业过程实际情况相符,说明本文给出的动态机理模型可以较好的反映实际工业装置的动态特性.3　结　论采用房室法和虚拟组分法建立催化裂化分馏塔动态数学模型,并进行了裂化反应转化率对分离过・912・第2期 周　华等:催化裂化分馏塔动态机理模型与仿真研究程影响的仿真,得到的仿真结果与实际相符.附录A 符号说明:M 2液相物料积累量　L 2液相流量　N 2传质量x 2液相组分摩尔分率　h 2气相焓值H 2液相焓值E 2传热量V 2气相流量y 2气相组分摩尔分率 M 2平均分子量下标:L 2液相　v 2气相　i 2组分　j 2塔段或者塔板参考文献:[1]　王骥程.过程动态模型[M ].杭州:浙江大学出版社,1994.[2]　江青茵,曹志凯,陈紫鸾.催化裂化提升管反应器不可测输入的在线观测[J ].化工学报,2003,54(2),204-208.[3]　江青茵.催化裂化装置优化控制系统[P ].中国专利:Z L 95115925.9,200026224.[4]　Drozdowicz B ,Martinez E.Reduced models for separa 2tion processes in real 2time simulations [J ].Comput.Chem.Engng.,1988,12(2):547-560.[5]　杨健,钱积新,周春晖.非理想多元物系精馏塔动态数学模型[J ].化工学报,1990(1):103-110.[6]　Revaglio M ,Ranzi E ,Biardi G ,et al.Rigorous dynamicsand control of continuous distillation systems :Simulation and experimental results [J ].Comput.Chem.Engng.,1990,14(8):871-887.[7]　G ani R ,Ruiz C A ,Cameron 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cracking ;dynamic model ;simulation ;fractionator・022・厦门大学学报(自然科学版) 2004年。