催化裂化主分馏塔的模拟策略与用能分析优化

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对比表 2 和表 1 中数据可以看出 ,当塔板效率 固定为 50 %时 ,产品采出量和全塔温度分布均受 到影响 ,其中外甩油浆流量误差超过 10 % ,中段抽 出温度严重偏离标定数据 。可见采用固定塔板效 率进行催化裂化主分馏塔的模拟 ,其结果并不符合 实际情况 。
实际上 ,由于气液负荷变化等因素的影响 ,主 分馏塔塔板效率并非一个固定值 ,塔底和塔顶的 差别较大 。本课题按照分馏塔取热和进出料位置 以及实际应用的要求[13] ,将主分馏塔分为 7 段 ,共 折合成 16 块理论板 ,各段理论板数和塔板效率见 表 3。
表 3 主分馏塔理论板数和塔板效率
塔段
实际板
1
28～25
2
24～20
3
19～17
4
16～13
5
12～6
6
5～3
7 8 层人字型挡板 、2～1
理论 板数
2 3 2 2 3 2 2
塔板效率 , %
备注Байду номын сангаас
顶循环
50
经验值
轻柴油抽出
一中循环
40
经验值
二中循环
理方法难以体现出油浆循环对高温反应油气的急 冷作用 ,从而使塔下部的温度分布偏差较大 。为 此 ,在模拟过程中将油浆循环上下返塔作为两个循 环取热来处理 ,即一个循环从第 16 块塔板抽出经 换热后返回至第 15 块塔板 ;另一个循环从第 16 块 塔板抽出经换热后返回至第 16 块塔板 。 4. 2 模型建立
催化裂化主分馏塔内轻烃质量分数为 18. 35 % , 水蒸气质量分数为 9. 8 %。理论上常用于计算此 类轻烃和水蒸气含量较高的低压体系的热力学方 法主要有 Grayso n2St reed ( GS) 法和 SR K 法 。
采用 GS 法和 SR K 法对该主分馏塔进行模 拟 ,结果见表 1 。在计算过程中采用 A PI 法计算液 体密度 ,并分别对 GS 和 SR K 法进行修正 ,此外采 用 GS 法时还需用 L K 法替代 CP 法计算焓和熵以 改进模拟结果 ; 主分馏塔塔板效率分段选取 。从 表 1 可以看出 ,采用两种热力学方法的计算结果误 差均不大 ,均能满足工程计算的精度要求 。而就计 算过程而言 , GS 方法明显较 SR K 法易于收敛 ,因 此在一般工程计算中采用 GS 法对催化裂化主分 馏塔进行模拟计算 ,不仅速度快 ,而且结果也基本 上可以满足要求 。但当塔顶轻组分含量占绝大部 分时 ,仍需考虑选用 SR K 法 。 鉴于本课题采用 GS 法进行计算时的误差不 超过 5 % ,能够较好地满足要求 ,且计算过程易于收 敛 ,故以下涉及到的模拟计算均选用修正的 GS 法
此外 ,反应油气的组成不仅影响最终产品的采 出量 ,同时也会对产品的恩氏蒸馏点 、全塔温度分 布以及中段循环取热量造成影响 。故在调整油气 组成时应综合考虑其对产品采出量 、产品性质 、塔 底温度和中段取热等的影响 ,当以上各项指标均满 足要求时 ,其反应油气组成便可作为后续装置优化 改造的基础数据使用 。 3. 2 热力学方法的选择
模拟值
29. 83 69. 00 15. 69 41. 53 7. 75
110. 00 209. 70 145. 50 90. 00 282. 70 165. 00 318. 60 217. 00 349. 20 285. 00
第 6 期 颜艺专等. 催化裂化主分馏塔的模拟策略与用能分析优化
为了实现催化裂化装置的节能降耗 ,国内外学 者进行了大量的研究 ,但大多集中在工艺操作优化 和反应再生技术改进等方面[2～5] ,而关于主分馏塔 的模拟策略和取热优化的分析研究相对较少 ,特别 是主分馏塔的模拟计算过程中仍存在许多尚待解 决的问题 ,如反应油气组成的预测 、热力学方法的 选择 、塔底脱过热段平衡级的模拟处理策略等 。本 研究以某 1. 0 Mt/ a 催化裂化装置的分馏单元为研 究对象 ,利用流程模拟软件 PRO/ Ⅱ进行模拟计 算 ,分析研究主分馏塔的模拟策略 ,并利用 分析 法对主分馏塔用能进行分析和优化 。 2 工艺流程简介
油浆 酸性水 合计 6. 00 15. 50 148. 50 7. 00 15. 50 148. 50
从表 5 可见 ,除汽油前 10 %点误差较大外 ,各 产品的恩氏蒸馏数据基本满足工程计算精度要求 。 这主要是由于粗汽油中含有较多的易挥发组分 ,模 拟计算数据回归过程中使得前一部分恩氏蒸馏数 据偏差相对较大 。
以某石化企业 1. 0 Mt/ a 催化裂化装置主分馏 塔为研究对象 ,装置原料主要为常压渣油 、减压蜡 油和焦化蜡油等 ,其高温反应油气分馏单元流程示 意见图 1 。主分 馏塔 上部 精 馏 段 实 际 塔 板 数 为
28 块 ,底部脱过热段另设 8 层人字型挡板 。全塔 设四个循环回流取热 ,塔底通入部分汽提蒸汽 ,柴 油抽出未设汽提 。约 465 ℃的反应油气自反应再 生部分来 ,进入塔底人字挡板下部 ,被分割成富气 、 粗汽油 、轻柴油和油浆等 。
考虑到进入主分馏塔的反应油气基本没有化 学变化 ,故按照总物料平衡的原则 ,采用产物倒推的 策略 ,利用 FLASH 模型将干气、L P G、汽油、柴油、 油浆以及酸性水等所有产品等温闪蒸混合后作为主 分馏塔的进料 。但是利用流程模拟软件 PRO/ Ⅱ模 拟时 ,严格按照产品比例混合的分馏塔进料经分离 后 ,因模型选择及计算精度要求差异 ,其模拟产品 分布难以与标定值相吻合 。因此 ,模拟时应在保持 物料平衡的原则下对反应油气组成进行微调 。
在实际生产过程中 ,油浆循环分为人字挡板上 返塔和下返塔两部分 ,以有效实现高温过热油气的 脱过热及塔底温度的准确控制 。但是大多数模拟 计算均是将两股循环作为一股处理 ,从最下一块塔 板抽出 ,换热后再返至同一块塔板[12] 。这样的处
图 2 主分馏塔模拟流程示意
4. 3 模拟结果 主分馏塔主要操作参数模拟值与标定值的对
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石 油 炼 制 与 化 工 2008 年 第 39 卷
反应机理复杂的特点 。目前关联模型和集总模型 两类模型均能够较好地集合试验数据 ,预测反应转 化率和产品分布[6～9] ,但对以热力学分析为主要目 的的分馏过程模拟 ,使用上述两类模型来计算反应 油气的组成显得过于复杂且没有必要 。特别是在 工程实践中 ,由于催化裂化反应油气温度高 、馏程 宽 ,同时包含不凝气体 、水蒸气和大量可凝性的烃 类 ,因此很难精确分析其组成 。
图 1 催化裂化装置主分馏塔流程示意
3 主分馏塔的模拟策略 3. 1 反应油气的模拟策略
催化裂化反应具有参与反应的分子类型多和
收稿日期 :2007210220 ;修改稿收到日期 :2008201224 。 作者简介 :颜艺专 (1984 - ) ,在读硕士研究生 ,研究方向为过 程系统工程 。 基金项目 :广东省自然科学基金 (04020128) ;留学回国人员科 研启动基金 。
石 油 炼 制 与 化 工 2008 年 6 月 P ETROL EU M PROCESSIN G AND PETROC H EMICAL S 第 39 卷第 6 期
催化裂化主分馏塔的模拟策略与用能分析优化
颜艺专1 , 陈清林2 , 张冰剑1 , 易国刚1
比见表 1 。产品组成的模拟值与标定值的对比见 表 4 。分馏塔主要液相产品馏程的模拟值与标定 值的对比见表 5 。
表 4 产品分布的模拟值与标定值对比 t/ h
项 目 干气 模拟值 7. 00 标定值 6. 50
L P G 柴油 汽油 27. 50 26. 50 66. 00 23. 50 27. 00 69. 00
110. 00 211. 70 133. 00 90. 00 273. 00 165. 00 320. 30 217. 00 349. 80 285. 00
110. 00 226. 00 131. 00 90. 00 275. 00 165. 00 327. 00 217. 00 349. 00 285. 00
(1. 华南理工大学传热强化与过程节能教育部重点实验室 ,广州 510640 ;2. 中山大学化学与化学工程学院)
摘要 以某 1. 0 Mt/ a 催化裂化装置的分馏单元为研究对象 ,利用流程模拟软件 PRO/ Ⅱ进行 模拟计算 ,分析研究催化裂化主分馏塔的模拟策略 ,在此基础上建立了该分馏塔模型 ,模拟计算结 果满足工程计算精度要求 。利用 分析法对催化裂化主分馏塔进行用能分析 ,结果表明 ,合理提高 高温位取热量同时减小低温位取热量 ,可以有效降低分馏过程 损 。在保证产品分布和质量的前 提下优化调整催化裂化主分馏塔各中段取热比例 ,过程 效率可以提高 25. 7 %。
在某些催化裂化主分馏塔的模拟计算中 ,保留 了二中循环抽出板下的内回流 ,以减少回炼油中的 金属含量。本课题所选装置由于未设回炼油回炼 , 同时为了进一步简化模型 ,模拟计算中以内回流 为 0 处理 。另外 ,实际生产中富吸收油中的轻组分 会对汽油 、柴油产品质量产生一定影响 ,但在催化 裂化装置中其影响并不显著 ,故将富吸收油近似为 轻柴油 ,其轻组分对主分馏塔的影响忽略不计 。
计算平衡常数 ,选用 A PI 法计算液体密度 ,选用 L K 法计算熵和焓 。 3. 3 塔段的划分和塔板效率的选择
采用 PRO/ Ⅱ软件进行流程模拟时通常采用 理论平衡级 ,因此在模拟计算前 ,首先须将实际塔 板数折算成理论板数 。多数模拟中 ,折算催化裂化 主分馏塔理论板数时全塔选取一固定塔板效
表 1 采用两种热力学方法对主分馏塔模拟的结果
项 目
流量/ t ·h - 1 富气 粗汽油 酸性水 轻柴油 外甩油浆 温度/ ℃ 塔顶 轻柴油抽出 顶循环抽出 顶循环返塔 一中循环抽出 一中循环返塔 二中循环抽出 二中循环返塔 油浆循环抽出 油浆循环返塔
模拟值 GS 方法 SR K 方法
标定值
30. 74 69. 00 15. 68 41. 53 6. 86
30. 50 69. 00 15. 67 41. 53 7. 11
30. 00 69. 00 16. 00 41. 50 7. 00
110. 00 215. 30 133. 70 90. 00 276. 00 165. 00 325. 40 217. 00 354. 60 285. 00
率[10 ,11 ] ,通常按经验取 50 %[12 ] 。表 2 为塔板效率 为 50 %时的模拟结果 。
表 2 塔板效率为 50 %时的模拟结果
项 目 流量/ t ·h - 1 富气 粗汽油 酸性水 轻柴油 外甩油浆 温度/ ℃ 塔顶 轻柴油抽出 顶循环抽出 顶循环返塔 一中循环抽出 一中循环返塔 二中循环抽出 二中循环返塔 油浆循环抽出 油浆循环返塔
关键词 :催化裂化装置 蒸馏塔 模型 分析
1 前 言 催化裂化是炼油工业中重要的二次加工工艺
之一 ,将重质原料转化成轻质产品和高辛烷值汽 油 ,经济效益显著 。催化裂化主分馏塔是实现产品 分离的重要单元 ,由于涉及不同温位能量的综合利 用 ,主分馏塔的设计和操作参数优化对装置能耗影 响较大 ,因此 ,对主分馏塔的准确模拟和合理优化 是降低催化裂化装置能耗的有效措施之一 。与一 般分馏塔相比 ,催化裂化主分馏塔具有以下特 点[1] : ①进料温度高 ,组成复杂并夹带催化剂粉尘 ; ②全塔余热量大 ; ③产品容易分离 ; ④系统压降小 。 因此 ,催化裂化主分馏塔的模拟策略和方法有别于 一般的分馏塔 。
利用上述模拟策略和数据处理方法对主分馏 塔进行模拟 。具体模拟流程示意见图 2 ,包括进料 位置和进料组成 、产品抽出位置和抽出量以及中段 取热位置等 ,图中虚线表示虚拟物流 。
由于分馏塔下部的人字型挡板具有阻力小 、响 应快的特点 ,高温反应油气和循环油浆在此快速接 触以达到快速降温脱过热并洗涤油气中所夹带粉 尘的目的 ,但相应的分离效果较差 ,故将人字挡板 仅折成 1 块理论板 。各中段回流进出料位置间的 塔板作为换热板难以达到平衡分离 ,在此均不计理 论板数 。 4 流程模拟 4. 1 数据处理