鐘國添，李國慶，李澤欽，劉忠保

(華南理工大學(xué) 化學(xué)與化工學(xué)院，廣東 廣州 510640)

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輕汽油醚化裝置原料流程的優(yōu)化

鐘國添，李國慶，李澤欽，劉忠保

(華南理工大學(xué) 化學(xué)與化工學(xué)院，廣東 廣州 510640)

摘要：針對現(xiàn)有輕汽油醚化裝置采用催化穩(wěn)定汽油為原料，其輕重汽油切割塔進料中重汽油組分多、分離能耗高、有效能損失大等問題，提出了2個新的醚化原料供應(yīng)流程——催化穩(wěn)定塔側(cè)線供料流程和催化穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油汽提流程。與原流程塔底穩(wěn)定汽油輕的餾分直接送切割塔相比，前者從穩(wěn)定塔提餾段采出由于減少了重組分隨帶，切割塔的處理量和能耗雙雙降低；后者從穩(wěn)定塔精餾段采出輕汽油，經(jīng)汽提脫除≤C4組分后直接送醚化單元，無需切割塔，使投資和能耗大大降低。與1.2 Mt/a催化裂化裝置相配套的某0.2 Mt/a輕汽油醚化裝置實例研究表明，新流程是可行的，相比現(xiàn)有流程，其總有效能損失分別下降15.97%和21.45%。

關(guān)鍵詞：汽油醚化；吸收穩(wěn)定；流程；能耗；優(yōu)化

輕汽油醚化作為催化汽油質(zhì)量升級的重要手段之一，越來越受到重視[1]。它的基本流程是，先將催化汽油分割成輕、重2個汽油餾分，然后讓輕汽油中的C5、C6活性烯烴與甲醇反應(yīng)，生成低蒸氣壓和高辛烷值的醚類化合物，從而降低催化汽油的烯烴含量，提高其氧化安定性[2]。

依原料預(yù)處理方式不同，輕汽油醚化分全餾分加氫和輕餾分加氫兩種流程[3]。顯然，原料汽油越重，其輕、重汽油切割塔的加工量越大，能耗越高，并且會帶入更多的金屬陽離子、二烯烴、腈化物等，影響下游加氫預(yù)處理和醚化工藝[4]；相反，原料越輕，其餾程越窄，切割塔的處理量越小，越易分離，能耗就越低，但相應(yīng)地提高了原料中的C4含量，影響醚化。因此，醚化原料的餾分選擇和輕、重汽油分離流程的設(shè)計十分重要。

為此，已經(jīng)開展了眾多相關(guān)研究[5-8]。張淑蓉等[9]分別以≤80℃、≤100℃、≤150℃、≤終餾點的汽油餾分作為醚化原料，發(fā)現(xiàn)≤100℃的餾分中易使酸性樹脂催化劑中毒的堿性氮化物含量較低，基于吡啶、吡咯的沸點分別為115.5℃和131℃，提出其較宜作為醚化原料。但王海彥等[10]通過對比C5、C6、C73種餾分的醚化反應(yīng)，發(fā)現(xiàn)C7餾分經(jīng)醚化后，其辛烷值僅僅提高0.4單位，且C7餾分中含二烯烴較多，故認(rèn)為不合適用作醚化原料；又因為C6烯烴的沸點低于73℃，所以建議用≤75℃的餾分作為醚化原料。為了充分采出≤75℃的餾分，姜南等[11]進行了切割塔模擬研究，發(fā)現(xiàn)其優(yōu)化的工藝條件是，理論塔板數(shù)18塊、回流比0.8、操作壓力0.2 MPa等?？梢?，已有研究主要集中在醚化原料分離塔，即輕、重汽油切割塔自身，而忽略了其與上游催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的結(jié)合。在本研究中，筆者以輕餾分作為加氫醚化原料，借助上游吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進行了醚化原料餾程的選擇和優(yōu)化。

1醚化原料分離流程

1.1　現(xiàn)有流程

圖1是典型的醚化原料分離工藝流程，取自某煉油廠與1.2 Mt/a重油催化裂化裝置相配套的0.2 Mt/a 輕汽油醚化裝置。圖中橢圓內(nèi)數(shù)據(jù)為塔或換熱器的相應(yīng)熱負(fù)荷，氣體流量均以標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)計。該裝置采用的穩(wěn)定汽油和切割所得輕、重汽油的恩氏蒸餾餾程分布列于表1。

圖1　典型的輕汽油醚化裝置原料切割流程

SampleFlow/(t·h-1)Yield/%ρ20/(g·cm-3)Boilingpoint(ASTM-D86)/℃HK10%50%90%98%Stabilizedgasoline72.191000.719375690175203Lightgasoline21.1129.20.6772729396275Heavygasoline51.0870.80.7396590119177200

由圖1可以看出，72.19 t/h催化穩(wěn)定汽油進醚化裝置輕、重汽油切割塔，分出21.11 t/h干點為75℃的輕汽油送預(yù)加氫/醚化單元，切割塔的拔出率較低，只有29.2%。

從圖1還可以看出，切割塔有效再沸熱負(fù)荷7070 kW，塔底149.3℃，被加熱循環(huán)物流返塔155.5℃，故需11.8 t/h、250℃、1.0 MPa過熱蒸氣作熱源(250℃蒸氣變?yōu)?84.29℃飽和水的焓差為2.16 GJ/t)；對應(yīng)塔頂冷卻負(fù)荷3940 kW，需耗8℃溫差當(dāng)量循環(huán)水423.05 t/h?？梢娗懈钏芎谋容^高。

1.2　筆者提出的新流程Ⅰ和新流程Ⅱ

在現(xiàn)有流程中，造成切割塔能耗高的主要原因是加工量加大，過多的重汽油被帶入。事實上，在FCC汽油中，>C8的活性烯烴含量很低，在0.3%以下[2]，而且大分子烯烴與甲醇反應(yīng)的速率也很慢，因此應(yīng)設(shè)法降低原料中≥C7餾分的含量?；诖朔N考慮，筆者提出了穩(wěn)定塔側(cè)線供料流程(新流程Ⅰ)和穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油汽提流程(新流程Ⅱ)，如圖2所示。

圖2　筆者建議的兩個切割醚化原料新流程示意圖

由圖2可以看出，新流程I中，醚化原料從穩(wěn)定塔提餾段側(cè)線抽出，相較于現(xiàn)有塔底供料流程，原料變輕、干點降低、流量減少、餾程變窄。新流程Ⅱ中，醚化料從穩(wěn)定塔精餾段側(cè)采出，為了調(diào)節(jié)其干點，在抽出板下方設(shè)置中段回流(或不設(shè)中段回流，但設(shè)兩個側(cè)線抽出口)；又為了控制其C4含量，配合少量水蒸氣汽提?？梢?，該流程醚化原料的沸程進一步變窄，因而分離難度降低。

以圖1流程為基礎(chǔ)，以大型通用流程模擬軟件PRO/II為計算手段，并保持切割塔的工藝目標(biāo)不變，即為下游預(yù)加氫/醚化工段提供干點為75℃的輕汽油產(chǎn)量21.11 t/h，對該兩個新流程進行模擬優(yōu)化。模擬計算過程選用GS熱力學(xué)狀態(tài)方程，吸收塔、再吸收塔、解吸塔、穩(wěn)定塔和切割塔的塔頂壓力分別控制在1.2 MPa、1.2 MPa、1.3 MPa、1.05 MPa和0.2 MPa，主要產(chǎn)品質(zhì)量控制指標(biāo)包括脫乙烷汽油中C2體積分?jǐn)?shù)低于0.3%、LPG中C5體積分?jǐn)?shù)低于1%、輕汽油干點75℃。

2新流程Ⅰ——穩(wěn)定塔側(cè)線供料流程的優(yōu)化

2.1　穩(wěn)定塔物料抽出板位置

穩(wěn)定塔物料抽出板位置是決定醚化原料質(zhì)量和切割塔能耗的關(guān)鍵因素。位置靠上，抽出物料中C3、C4含量多，C5、C6活性烯烴的有效成分比例降低；位置靠下，則重組分增加，切割塔負(fù)荷提高。圖3和圖4分別為新流程I穩(wěn)定塔抽出板位置(第n塊，從塔頂?shù)剿?對再沸負(fù)荷和醚化原料中C3和C4含量的影響。

從圖3可知，抽出口下移，催化穩(wěn)定塔、解吸塔和醚化切割塔3塔總再沸負(fù)荷增加，說明上移利于節(jié)能。但從圖4可知，上移會提高輕汽油中C4的含量(醚化工藝要求C4質(zhì)量分?jǐn)?shù)低于3%)，特別當(dāng)在第22板以上抽出，增量迅速。故綜合考慮，物料在第22塊板抽出為宜。

從圖5可知，切割塔理論塔板數(shù)在9~15范圍，隨理論塔板數(shù)的增加，回流比和再沸負(fù)荷基本呈線性遞減，且降幅較大，但理論塔板數(shù)多于15塊板后，影響基本消失。綜合能耗和投資，切割塔以15塊理論板為宜。

圖3　新流程Ⅰ物料抽出板位置(第n塊)對

圖4　新流程Ⅰ物料抽出板位置(第n塊)對醚化原料中

2.2　切割塔理論板數(shù)

圖5為新流程Ⅰ切割塔理論塔板數(shù)對其回流比和再沸負(fù)荷的影響。

圖5　新流程Ⅰ切割塔理論塔板數(shù)對其回流比和

2.3　切割塔進料位置

圖6為新流程Ⅰ切割塔進料板位置對其回流比的影響。切割塔不同進料位置時的能耗列于表2。

圖6　新流程Ⅰ切割塔進料位置(第n塊)與回流比的關(guān)系

FeedlocationCoolingduty/kWHeatingduty/kW6th428055307th420054508th42605510

由圖6和表2可見，對15塊理論板的切割塔，在第7塊板進料時，回流比最小，對應(yīng)塔頂冷凝冷卻和塔底再沸負(fù)荷均最小。

2.4　穩(wěn)定塔側(cè)線抽出量

圖7為新流程Ⅰ穩(wěn)定塔側(cè)線抽出量對切割塔和穩(wěn)定塔再沸負(fù)荷的影響。

圖7　新流程Ⅰ穩(wěn)定塔側(cè)線抽出量與再沸負(fù)荷(Q)的關(guān)系

由圖7可知，隨著抽出量的增加，穩(wěn)定塔和切割塔總再沸負(fù)荷Q2先降低后升高，當(dāng)抽出量為37.52 t/h時，總負(fù)荷最小。由于控制了塔頂汽油的產(chǎn)量和質(zhì)量，側(cè)線抽出量加大，只會提高切割塔的處理量和塔底產(chǎn)品量。

至此，完成了新流程I的主要參數(shù)設(shè)定，即原料從穩(wěn)定塔第22塊理論板抽出，且抽出量為37.52 t/h；切割塔選15塊理論板，以其第7塊板為進料板。

2.5　新流程Ⅰ的模擬操作情況

基于前面設(shè)定的參數(shù)，對新流程Ⅰ進行PRO/II全流程模擬，得到其操作情況如圖8所示。新流程I與原流程之切割塔產(chǎn)品輕汽油產(chǎn)量和質(zhì)量以及主要操作參數(shù)和能耗分別列于表3、表4。由表3可見，新流程能保證切割塔產(chǎn)品輕汽油的產(chǎn)量和質(zhì)量。

圖8　新流程Ⅰ的模擬操作情況

RouteFlow/(t·h-1)ρ20/(g·cm-3)Boilingpoint(ASTM-D86)/℃10%50%90%98%Originalroute21.110.67629386275NewrouteI21.110.67429365875

表4　新流程Ⅰ和原流程的主要操作參數(shù)和能耗

由表4可見，新流程切割塔進料量減少34.67 t/h，降幅48.02%；總再沸負(fù)荷降低3400 kW，降幅11.7%，折成1.0 MPa蒸氣量約5.5 t/h；總冷卻負(fù)荷則略有增加(0.3%)。

圖9和圖10給出了新流程Ⅰ和原流程切割塔的塔板氣、液相負(fù)荷分布。由圖9和圖10可見，新流程I由于加工量減少、餾程變窄，其塔板負(fù)荷明顯降低，故可相應(yīng)的縮小切割塔塔徑和減少板數(shù)，從而降低投資。

圖9　新流程Ⅰ和原流程切割塔中液相負(fù)荷分布

圖10　新流程Ⅰ和原流程切割塔中氣相負(fù)荷分布

2.6　新流程Ⅰ的有效能分析

由于新流程Ⅰ中分餾、吸收穩(wěn)定和切割系統(tǒng)等沒有設(shè)置加熱爐和反應(yīng)器(見圖8)，并鑒于泵功在總能耗中的比例很低，故其過程總有效能損失即總損則主要由傳熱損和分離過程的損構(gòu)成。其中發(fā)生在換熱單元如換熱器、再沸器、冷卻器的損(ΔEh)等于進、出物流的差，如式(1)所示，而發(fā)生在分餾單元如分餾塔中分離過程的損(ΔEk)可用式(2)近似計算[12]。于是，分餾、吸收穩(wěn)定和切割系統(tǒng)的總過程損可用式(3)近似計算。

(1)

(2)

(3)

式(1)~(3)中，ΔEx為系統(tǒng)總損，kW；E為物流，kW；上標(biāo)h和c分別表示熱、冷，下標(biāo)in和out分別表示進、出；u和n分別為某分餾單元的進、出物流數(shù)目；nj為第j個分餾單元的摩爾流量；N為分餾單元產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)；R為理想氣體常數(shù)；T0為基準(zhǔn)溫度；m和w分別為系統(tǒng)所包含的換熱單元數(shù)和分餾單元數(shù)；E、N均可通過PRO/II模擬計算得到。

當(dāng)然，并非全部流程解吸塔和切割塔均以1.0 MPa 蒸氣為熱源，穩(wěn)定塔都以催化一中為熱源，為了可比，假設(shè)相應(yīng)再沸器的平均傳熱溫差相同，由于新流程Ⅰ的總再沸負(fù)荷降低了11.7%(見表4)，故其傳熱損的降幅也大致在這一水平。

3新流程Ⅱ——穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油汽提流程的優(yōu)化

3.1　穩(wěn)定塔物料抽出板位置

顯然，新流程Ⅱ的核心問題是確定物料抽出板位置。在輕汽油產(chǎn)量21.11 t/h、干點75℃條件下，應(yīng)用PRO/II計算得到不同抽出板位置的系統(tǒng)加熱負(fù)荷和輕汽油中C3、C4質(zhì)量分?jǐn)?shù)，結(jié)果分別示于圖11和圖12。

從圖11和圖12可知，抽出板下移，進入汽提塔的重組分增加，穩(wěn)定塔再沸負(fù)荷增加，故從用能的角度講，抽出板宜靠上，但會因此提高輕汽油中C4組分的含量。綜合權(quán)衡，以第13塊理論板抽出為宜。

表5　新流程Ⅰ和原流程系統(tǒng)損分布

Table 5　Exergy loss distribution taken place in new route Ⅰ and original route

表5　新流程Ⅰ和原流程系統(tǒng)損分布

ItemMainequipmentEnergyloss/kWOriginalrouteNewrouteIChangevalue/kWHeattransferprocessStabilizerreboiler1318.48757.13-561.35Separationcolumnreboiler646.79400.62-246.17Desorberreboiler1158.031129.24-28.79Stabilizerfeedexchanger106.35366.26259.91Separationcolumnfeedexchanger235.70102.05-133.65Seperationcolumncooler537.54368.44-169.10Stabilizercooler766.36752.07-14.29Total4769.253875.81-893.44SeparationprocessAbsorber114.72104.15-10.57Reabsorber33.1232.56-0.56Desorber178.77267.1388.36Stabilizer1815.031617.63-197.40Separationcolumn737.73530.08-207.65Total2879.372551.55-327.82SystemTotal7648.626427.36-1221.26

3.2　新流程Ⅱ的模擬操作情況

基于穩(wěn)定塔第13塊理論塔板抽出，對新流程Ⅱ進行PRO/II模擬，得到的操作情況示于圖13，切割塔和汽提塔的產(chǎn)品輕汽油的產(chǎn)量和質(zhì)量列于表6，主要操作參數(shù)和能耗則列于表7。從表6可見，新流程Ⅱ能保證產(chǎn)品的產(chǎn)量和質(zhì)量。

圖11　新流程Ⅱ物料抽出板位置(第n塊)對加熱

圖12　新流程Ⅱ物料抽出板位置(第n塊)對醚化原料中

可見，新流程Ⅱ進料量減少17.74 t/h，降幅24.6%；汽提塔耗汽比現(xiàn)有流程切割塔耗汽減少6.22 t/h，綜合降低總加熱負(fù)荷3640 kW，降幅12.5%。而且汽提塔理論板數(shù)僅為3塊，遠(yuǎn)小于原流程切割塔的18塊，大大簡化了流程、降低了投資。

圖13　新流程Ⅱ的模擬操作情況

Flow/(t·h-1)ρ20/(g·cm-3)Boilingpoint(ASTM-D86)/℃10%50%90%98%21.110.67329365875

表7　新流程Ⅱ的主要操作參數(shù)和能耗

1) The difference of new route II value and original route value (See Table 4)

3.3　新流程II的有效能分析

表8　新流程Ⅱ系統(tǒng)損分布

Table 8　Exergy loss distribution taken place in new routeⅡ

表8　新流程Ⅱ系統(tǒng)損分布

ItemMainequipmentNewrouteexergyloss/kWChangevalue1)/kWHeattransferprocessStabilizerreboiler737.15-581.33Separationcolumnreboiler--646.79Desorberreboiler1126.26-31.77Stabilizerfeedexchanger457.07350.72Separationcolumnfeedexchanger--235.70Separationcolumncooler--537.54Stabilizercooler1188.02421.66Total3508.50-1260.75SeparationprocessAbsorber91.81-22.91Reabsorber32.47-0.65Desorber186.788.01Stabilizer1588.76-226.27Separationcolumn--737.73Stripper599.71599.71Total2499.53-379.84SystemTotal6008.03-1640.59

1) The difference of new route II value and original route value (See Table 5)

4結(jié)論

(1) 針對現(xiàn)有輕汽油醚化工藝原料切割塔采用催化穩(wěn)定汽油為原料，隨帶重組分多，導(dǎo)致切割塔加工量大、能耗高、分離塔板數(shù)多的問題，提出了結(jié)合催化穩(wěn)定塔分離功能，以減少原料重組分隨帶的2個新醚化原料供應(yīng)流程：穩(wěn)定塔側(cè)線供料流程和穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油汽提流程。

(2) 基于現(xiàn)有典型流程，通過PRO/II全流程模擬計算和用能分析及輕汽油質(zhì)量分析，確定了穩(wěn)定塔側(cè)線供料流程的基本參數(shù)，即原料從穩(wěn)定塔第22塊理論板抽出、且抽出量為37.52 t/h，切割塔選15塊理論板、以其第7塊板為進料板；同理，確定了穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油汽提流程的基本參數(shù)，即原料從穩(wěn)定塔第13塊理論板抽出，抽出量54.45 t/h，汽提塔注汽1.5 t/h。

(3) 對與1.2 Mt/a重油催化裂化裝置相配套的某0.2 Mt/a輕汽油醚裝置的案例應(yīng)用的研究表明，新流程投資大幅度降低。新流程I切割塔的理論塔板數(shù)從18塊降到15塊，由于加工量減少48.02%，塔徑明顯減??；新流程II則無需切割塔，僅需理論板為3塊的汽提塔，不但投資減少，且流程大大簡化；同時用能明顯改善，新流程I和II分別較現(xiàn)有流程其加熱負(fù)荷減少11.3%和12.5%，總有效能損失分別降低15.97%和21.45%。

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Feed Route Optimization of Etherification Unit for Light Gasoline

ZHONG Guotian, LI Guoqing, LI Zeqin, LIU Zhongbao

(SchoolofChemistry&ChemicalEngineering，SouthChinaUniversityofTechnology,Guangzhou510640，China)

Abstract：Aiming to tackle the problems of present light gasoline etherification unit, such as high energy consumption and exergy loss as well as more heavy gasoline cuts contained in the feed, two new feed supply routes, i.e. stability column’s stripping section sidedraw supplying and light gasoline stripping processes, were proposed. Benefiting from lighter feed than the original bottom stabilized gasoline, the new route I is featured with less feed, hence energy decreased. In the new route II, the feed was drawn from the stability column’s rectifying section, after removing components of ≤C4in a new side-stripping column, fed into the etherification unit, resulting in no need of separation column and significant reduction both in invest and energy usage. An application study in 0.2 Mt/a light gasoline etherification unit matched with a 1.2 Mt/a FCCU showed that two new routes were feasible and their total exergy losses decreased by 15.97% and 21.45%, respectively, compared to the old route.

Key words：etherification of light gasoline; absorption & stabilization system; process; exergy loss; optimization

中圖分類號：TE624

文獻標(biāo)識碼：A

doi:10.3969/j.issn.1001-8719.2016.01.014

文章編號：1001-8719(2016)01-0101-10

收稿日期：2014-08-21

第一作者： 鐘國添，男，碩士研究生，從事過程能量綜合研究

通訊聯(lián)系人： 李國慶，男，副教授，從事過程能量綜合研究；Tel：020-87114677；E-mail：gqli1@scut.edu.cn