夏 雨 寰

（泰州石油化工有限責(zé)任公司， 江蘇 泰州 225300）

Aspen plus （Advanced System for Process Engineering 先進(jìn)過程工程系統(tǒng)）是上世紀(jì) 70年代由麻省理工學(xué)院MIT主持、美國能源部資助、55 個高校和公司參與開發(fā)，基于序貫?zāi)K法的穩(wěn)態(tài)過程模擬軟件。包括1 773種有機(jī)物、2 450種無機(jī)物、3 314種固體物、900種水溶電解質(zhì)的基本物性參數(shù)以及50多種嚴(yán)格模型組成的模型庫，具有豐富的狀態(tài)方程和活度系數(shù)方法，擁有精確模擬廣泛的化工實際應(yīng)用所需的工程能力［1］。

催化裂化裝置是煉油企業(yè)重要的二次加工裝置，其中分餾系統(tǒng)，穩(wěn)定系統(tǒng)分別為典型的分餾過程和吸收、分餾過程。這兩個系統(tǒng)具有流程清晰、控制參數(shù)明確、優(yōu)化手段多樣等優(yōu)點，借助 Aspen軟件，對這兩個系統(tǒng)建立生產(chǎn)過程的流程模擬模型,建立的模型作為現(xiàn)有裝置工藝過程分析的有效工具，達(dá)到提高操作水平、降低裝置能耗和增加經(jīng)濟(jì)效益的目的［2］。

1 泰州2#催化裝置概況

泰州石化 2#催化裂化裝置是由中國石化洛陽石油化工工程公司設(shè)計，經(jīng)過多次改造目前加工能力為22萬t/a，裝置加工原料油為減渣、常渣和經(jīng)過酮苯脫蠟后蠟油的混合原料，裝置的主產(chǎn)品為汽油、柴油、液態(tài)烴，副產(chǎn)品為油漿、干氣。

本裝置穩(wěn)定吸收部分主要由吸收塔T301、解吸塔T302、穩(wěn)定塔303、再吸收塔304。其中T301全塔裝有31層塔盤、T302全塔裝有32層塔盤、T303全塔裝有43層塔盤、T304全塔裝有14層塔盤。

從分餾塔頂油氣分離器(V-201)出來的富氣被富氣壓縮機(jī)(機(jī) 501/1～4)壓縮，壓縮氣體經(jīng)空冷器(冷301)冷卻，冷卻后與來自吸收塔（塔 301）底的吸收油與、解吸塔（塔302）頂解吸氣一起進(jìn)入壓縮富氣冷卻器(EL-303/1、2)冷凝冷卻再進(jìn)入氣壓機(jī)出口油氣分離器(V-301)，分離出壓縮富氣和凝縮油。

吸收塔 (T- 301 )中從V-301來的壓縮富氣進(jìn)入吸收塔下部與來自上部從分餾來的粗汽油以及補充吸收劑(來自 T-303抽出的穩(wěn)定汽油)逆流接觸。為取出吸收過程中的放出熱量，在吸收塔中部設(shè)有兩個中段回流，分別從第9層及第17層用P-303及P-306/1、2抽出，經(jīng)水冷器EL-304、EL-315/1、2冷卻，然后返回塔的第8層和第16層上方。

從脫吸塔(T-302)頂出來的脫吸氣與壓縮富氣混合后進(jìn)EL-303/1、2進(jìn)行冷凝冷卻。吸收塔(T-301)底的飽和吸收油進(jìn)入EL-303/1、2前與富氣混合，冷凝冷卻后在V-301進(jìn)行相平衡，不凝氣及凝縮油分別去吸收塔和脫吸塔。

吸收塔未被吸收的輕組分作為貧氣自塔頂餾出，然后進(jìn)入設(shè)有 30層塔盤的再吸收塔(T-304)底部，與作為吸收劑的輕柴油(來自分餾塔)逆流接觸，以吸收貧氣中攜帶的少量汽油組分，被吸收后的氣體送往脫硫部分，塔底富吸收油與輕柴油經(jīng)換熱器（換206）換熱后返回分餾塔第九層塔盤。

自V-301底部出來的凝縮油經(jīng)P-301/1、2加壓后一路與穩(wěn)定汽油換熱(E-301)進(jìn)入解吸塔T-302中部，另一路直接至解吸塔（塔 302）頂部，解吸塔所需熱量由解吸塔底重沸器（換 302）提供，以脫出凝縮油中的 C2組分，解吸塔底重沸器由分餾塔中段回流提供熱源。

T-302底的脫乙烷汽油由穩(wěn)定塔進(jìn)料泵（泵302/1、2）抽出后與穩(wěn)定汽油換熱 (E-303) 換熱后進(jìn)入穩(wěn)定塔 (T-303) 中部，穩(wěn)定塔底重沸器（換304）熱源由分餾塔中段回流提供，C4及 C4以上下的輕組分從T-303頂餾出，經(jīng)空冷（冷302）、水冷卻器(EL-305/1、2)冷凝冷卻進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐(V-302)。液態(tài)烴從回流罐底用 P-304/1、2加壓抽出，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流返回到穩(wěn)定塔頂，另一部分送至脫硫區(qū)脫硫后至氣分部分；塔底的穩(wěn)定汽油與脫乙烷汽油 E-303、凝縮油 E-301、熱水E-305換熱，經(jīng)水冷器EL-306/1、2冷卻一部分送出裝置，另一部分用P-305/1、2打入T-301頂作為補充吸收劑。

2 模型驗證方法和步驟

2.1 數(shù)據(jù)特點說明

由于泰州石化儀表及分析手段的特點，考慮本裝置2010年5月至6月進(jìn)行大修數(shù)據(jù)波動大，模型以裝置（2009年1月-2009年12月）實際數(shù)據(jù)為依據(jù)進(jìn)行建立和驗證，部分實際數(shù)據(jù)不足的以標(biāo)定數(shù)據(jù)為補充并參考同類型企業(yè)數(shù)據(jù)［3］。

2.2 建立模型原始物料數(shù)據(jù)(表1-5)

表1 干氣組成分析數(shù)據(jù)（主要部分）Table 1 Dry gas composition analysis data (main part)%(V/V)

表2 液化氣組成分析數(shù)據(jù)Table 2 Liquefied petroleum gas composition analysis data %(V/V)

表3 粗汽油分析數(shù)據(jù) （密度:715 kg/m3）Table 3 Data of crude gasoline (density: 715 kg/m3)

表4 穩(wěn)定汽油分析數(shù)據(jù)（密度:721.4 kg/m3）Table 4 Stable gas analysis data (density: 721.4 kg/m3)

表5 柴油分析數(shù)據(jù)（密度: 900.4 kg/m3）Table 5 Diesel oil analysis data (density: 900.4 kg/m3)

3 模型模擬結(jié)果分析與驗證

3.1 分餾塔各循環(huán)取熱負(fù)荷

在目前操作情況下，采用模型計算獲得的分餾塔溫度剖面及實際溫度與模擬值的比較如圖1。

圖1 分餾塔實際溫度與模擬值對比Fig.1 Fractionating column temperature and the actual analog value contrast

3.2 產(chǎn)品餾程模擬結(jié)果比較（如圖2）

圖2 分餾塔產(chǎn)品餾程對比Fig.2 Fractionating column distillation range compared to products

3.3 驗證結(jié)果說明

從上面實際結(jié)果與模擬計算結(jié)果的比較可以看出，模型模擬結(jié)果基本符合實際。由于催化裂化裝置進(jìn)料、中間產(chǎn)品、產(chǎn)品組成化驗分析以及儀表數(shù)據(jù)存在一定偏差，分析項目比較粗放，部分分析項目和儀表數(shù)據(jù)沒有數(shù)據(jù)。這些原因?qū)δM結(jié)果會產(chǎn)生一定影響，一些模擬結(jié)果與實際操作情況有一定偏差。另外由于催化裂化裝置原料、油漿的餾程分析數(shù)據(jù)較少在模擬中數(shù)據(jù)偏輕，模擬數(shù)值和實際操作參數(shù)以及產(chǎn)品質(zhì)量參數(shù)有較小的偏差，總體變現(xiàn)為比實際值偏低，質(zhì)量偏輕?；?zé)捰鸵讶∠麩o法準(zhǔn)確反應(yīng)在模型中［4］。

4 模型的應(yīng)用

4.1 解吸塔進(jìn)料溫度的影響

規(guī)定解吸塔底C2含量不變，對不同解吸塔進(jìn)料溫度時吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進(jìn)行模擬得到結(jié)果如圖3。

圖3 解吸塔進(jìn)料溫度對操作的影響Fig.3 Desorber feed temperature's influence on the operation

解吸塔底C2含量一定的情況下，解吸塔進(jìn)料溫度較低時解吸氣量明顯減少，吸收塔負(fù)荷下降，干氣中 C3含量有所改善。其主要原因是進(jìn)料溫度較低時解吸塔上部液相增加，強化了氣液接觸，使塔頂C3濃度和氣體量均有所下降。解吸塔采用較低進(jìn)料溫度可以降低解吸氣量，避免大量含 C3組分在解吸塔和T301之間的循環(huán)，從而有效地減輕吸收塔的負(fù)荷和分離難度，使得干氣中 C3濃度下降。但是解吸塔進(jìn)料溫度較低時，塔底需熱量大幅增加，所以解吸塔進(jìn)料溫度需要根據(jù)實際操作情況作進(jìn)一步優(yōu)化。

4.2 解析塔底溫度對干氣C2含量以及解析氣量的影響

解吸塔底溫度對液化氣C2含量影響非常大，解吸塔底溫度越高催化液化氣中C2含量越低，同時解吸氣量越大。但塔底溫度提高到一定程度后，對液化氣中C2含量影響減弱，此時再提高溫度會導(dǎo)致解吸氣量大幅增加，進(jìn)而增大吸收塔負(fù)荷。另外解吸塔底溫度控制太高，裝置能耗也較高，所以解吸塔底溫度應(yīng)控制在一個合理的范圍(圖4)。

圖4 解吸塔底溫度對干氣C2含量以及解析氣量的影響Fig.4 Desorption bottom temperature of dry gas C2 content and the impact of analytical capacity

4.3 穩(wěn)定塔頂回流對液化氣C5含量的影響

由圖5可以看到隨著穩(wěn)定塔回流比增加，穩(wěn)定塔分離效果得到明顯改善，液化氣 C5含量逐步下降，隨著回流量超過10 t/h后，液化氣C5含量明顯變小，回流量超過14.5 t/h后，液化氣C5含量變化幅度變小。

圖5 穩(wěn)定塔回流量對操作的影響Fig.5 Stable tower back flow's influence on the operation

隨著穩(wěn)定塔回流比的增加，穩(wěn)定塔底熱負(fù)荷和塔頂冷卻負(fù)荷均大幅增加，另外回流比太高、汽油蒸汽壓太低也不利于增產(chǎn)汽油。應(yīng)在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，結(jié)合目前多產(chǎn)汽油的加工方案，盡量控制穩(wěn)定塔頂，提高裝置運行效益。

4.4 采用頂循油代替貧吸收油的效果

為優(yōu)化再吸收塔操作，在同樣的操作條件下，對頂循油代替貧吸收油作再吸收劑進(jìn)行了模擬計算，得到如表6結(jié)果。

表6 貧吸收油和頂循作再吸收劑對干氣的影響Table 6 Influence of using poor absorption oil or top cycle oil as re-absorber on dry gas

由表6可以看到，采用頂循油作再吸收劑后，再吸收效果有一定程度的改善，干氣流量下較了約4%，干氣中丙烯含量由11.28%下降到10.59%，說明與貧吸收油相比，采用頂循油作再吸收劑效果稍好［5,6］。

5 應(yīng)用模擬模型優(yōu)化實際裝置的建議

（1）提高吸收塔補充吸收量，加大中段循環(huán)量多取塔中的熱量，改善吸收效果。

（2）通過流程改動將再吸收油由貧吸收油改為頂循環(huán)油，模擬結(jié)果顯示采用頂循環(huán)油作再吸收油后，干氣C3以上組分含量下降明顯?？梢砸欢ǔ潭雀纳颇壳啊案蓺獠桓伞钡那闆r，減少丙烯損失，提高裝置運行效益。

（3）通過對解吸塔進(jìn)料溫度以及塔底溫度作靈敏度分析發(fā)現(xiàn)解吸塔進(jìn)料溫度對解吸氣量有較大的影響。在保證解吸塔底C2含量不變的情況下，適當(dāng)調(diào)節(jié)進(jìn)料溫度，控制解吸氣流量和吸收塔負(fù)荷的同時改善液化氣中的C2含量。

（4）穩(wěn)定塔頂回流增設(shè)后冷器后穩(wěn)定塔操作彈性得到了較大的提升，但穩(wěn)定塔頂回流量還可以進(jìn)一步優(yōu)化，在不影響裝置能耗時提高運行效益。

［1］ASPENTechnologyInc ASPEN PLUS USER GUIDE[M]. 1994 .

［2］SunilP, ViralD. Optimisation of distillation column and energy reduction using Aspen Plus simulation software [J].OilAsia,2009,29(5):45-47

［3］ 謝安俊，劉世軍，張華巖，等．大型化工流程模擬軟件-AspenPlus[J].石油與天然氣化工，1995，24(4)： 247-251．

［4］ 戚一文，方云進(jìn)．物性估算在ASPENPLUS軟件中的應(yīng)用[J].浙江化工，2007，38(1)：9-11 .

［5］ 董練昌，徐柏祥．AspenPlus流程模擬軟件在西安石化公司催化裂化裝置上的應(yīng)用[J].石化技術(shù)與應(yīng)用，2011,29（4）:334-338．

［6］朱印全,楊寶康.應(yīng)用Aspen流程模擬軟件調(diào)整和優(yōu)化裂解料控制方案[J].石化技術(shù),1995,2(2):112-116.