呂東暉，李 偉，王 鵬，劉桂蓮，張 晶，馬 嘯

（1.西安交通大學(xué) 化學(xué)工程與技術(shù)學(xué)院，陜西 西安 710049；2.中國石油天然氣股份有限公司管道 呼和浩特輸油氣分公司，內(nèi)蒙古 呼和浩特 01000 0；3.陜西煤業(yè)化工技術(shù)研究院有限責(zé)任公司，陜西 西安 710075）

催化裂化（FCC）裝置是將重質(zhì)原油分解實(shí)現(xiàn)產(chǎn)品輕質(zhì)化的重要裝置［1-2］，其汽油生產(chǎn)量占成品汽油總量的80%［3］，加工能力居所有石油二次加工工藝首位，在當(dāng)代煉油和石化企業(yè)中占據(jù)核心地位［4-6］。我國的FCC裝置能耗普遍較高，與國際先進(jìn)水平相比有很大差距［7-8］。

近年來，研究者針對FCC裝置提出了多種反應(yīng)集總動力學(xué)模型［9-12］，通過構(gòu)建反應(yīng)網(wǎng)絡(luò)，探索了FCC反應(yīng)過程和規(guī)律，研究了FCC產(chǎn)物的平均相對分子質(zhì)量、汽油收率等沿提升管高度、反應(yīng)溫度和壓力等參數(shù)的變化對FCC反應(yīng)過程的影響。此外，學(xué)者們對FCC的分餾系統(tǒng)和吸收系統(tǒng)進(jìn)行了大量的研究［13-18］，通過分析改變部分精餾塔或吸收塔的操作條件對產(chǎn)品分布及性質(zhì)、裝置能耗等影響，確定最優(yōu)的操作參數(shù)以實(shí)現(xiàn)裝置增產(chǎn)和節(jié)能。上述研究雖然對FCC的反應(yīng)動力學(xué)、分餾系統(tǒng)和吸收系統(tǒng)進(jìn)行了大量的研究，但都未能將FCC反應(yīng)和分離系統(tǒng)聯(lián)系起來，基于過程整體去模擬和優(yōu)化反應(yīng)操作條件。

本工作利用Petro-SIM煉油模擬軟件對某FCC裝置的反應(yīng)-再生系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)以及吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進(jìn)行模擬，驗(yàn)證了模型的可行性；確定了反應(yīng)操作參數(shù)對整個裝置產(chǎn)品分布及性質(zhì)的影響和最優(yōu)操作參數(shù)，并對換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行能量集成與優(yōu)化。

1 工藝簡介及模型的建立

FCC裝置主要包括反應(yīng)-再生、產(chǎn)品分餾和吸收穩(wěn)定3部分。某煉廠FCC裝置工藝流程如圖1所示。

圖1 工藝流程模型Fig.1 Process model diagram.

原料油（減壓蠟油、加氫蠟油）與分離系統(tǒng)來的回?zé)捰团c粗汽油混合后進(jìn)入反應(yīng)器（R1），反應(yīng)器出口的反應(yīng)油氣進(jìn)入分餾塔（T1）（30塊板）底部進(jìn)行分離，塔頂氣相產(chǎn)品經(jīng)相分離器（V1）分離，所分出氣相作為吸收系統(tǒng)的原料，液相為粗汽油分為兩股，一股為吸收塔（T2）的吸收劑，另一股返回R1。分餾塔中段（第14塊板）抽出的輕柴油經(jīng)汽提后分為兩股，一股為再吸收塔（T4）吸收劑，另一股為輕柴油產(chǎn)品。

NO.1相分離器（V1）出口的富氣與T2塔底富吸收汽油和解吸塔（T3）塔頂貧氣混合后進(jìn)入NO.2相分離器（V2），分離所得氣相進(jìn)入T2塔底，液相凝縮油分兩路進(jìn)入T3解吸。T2塔頂貧氣進(jìn)入T4進(jìn)行分離，在T4塔頂?shù)玫礁蓺?，塔底的富吸收油循環(huán)回至T1第9塊板進(jìn)行分離。T3塔底的脫乙烷汽油進(jìn)入穩(wěn)定塔（T5），T5塔頂為液化氣產(chǎn)品，塔底的穩(wěn)定汽油分為兩股，一路作為補(bǔ)充吸收劑進(jìn)入T2，另一路作為產(chǎn)品送至脫硫醇裝置。

采用Petro-SIM 軟件建立該裝置的模擬模型。根據(jù)實(shí)際工況設(shè)定反應(yīng)溫度、反應(yīng)壓力和粗汽油循環(huán)量分別為480 ℃，0.15 MPa，19.8 t/h，模擬所得油品的性質(zhì)與實(shí)際值對比結(jié)果見圖2。

由圖2可知，模擬所得穩(wěn)定汽油和輕柴油產(chǎn)品的性質(zhì)與實(shí)際值吻合。此外，最終產(chǎn)品組成符合生產(chǎn)標(biāo)準(zhǔn)：干氣與液化氣組成均滿足干氣成分主要為C2及C2以下、液化氣成分主要為C3和C4的分離要求。模擬所得各塔塔頂、塔底溫度與實(shí)際操作值誤差很小，相對誤差小于8%，具體數(shù)據(jù)見表1。

圖2 模擬所得油品的性質(zhì)與實(shí)際值對比Fig.2 Comparison of the simulated and actual oil properties.

表1 各塔溫度Table1 Temperature of each column

2 操作參數(shù)優(yōu)化

FCC裝置可行的反應(yīng)管頂部壓力為0.12～0.2 MPa（表壓），反應(yīng)溫度460～520 ℃。由于反應(yīng)壓力相對于反應(yīng)溫度與粗汽油循環(huán)量對FCC裝置的影響較小，本工作在實(shí)際反應(yīng)壓力為0.15 MPa的基礎(chǔ)上，對反應(yīng)溫度與粗汽油循環(huán)量兩個參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化。

2.1 最優(yōu)粗汽油循環(huán)量的確定

當(dāng)粗汽油循環(huán)量不同時，反應(yīng)器提升管內(nèi)所進(jìn)行的各類化學(xué)反應(yīng)會發(fā)生變化，這不僅導(dǎo)致原料重質(zhì)油裂解深度和轉(zhuǎn)化率不同，還會改變總反應(yīng)熱，增加反應(yīng)器與主分餾塔操作負(fù)荷，進(jìn)而影響到再生部分的取熱以及后續(xù)整個換熱網(wǎng)絡(luò)；另一方面，粗汽油循環(huán)量變化時也會影響提升管內(nèi)的流速和停留時間，這也是影響原料FCC反應(yīng)的重要因素。因此，粗汽油循環(huán)量對整個FCC裝置均有重大影響。

基于所建立的模型在不同反應(yīng)溫度與不同循環(huán)粗汽油量下對該流程進(jìn)行模擬，反應(yīng)溫度為460 ℃和520 ℃時各產(chǎn)品流量分布隨循環(huán)粗汽油量的變化見圖3。從圖3可看出，在兩溫度之間各產(chǎn)品流量分布特征隨粗汽油循環(huán)量變化一致，當(dāng)循環(huán)入重油反應(yīng)管的粗汽油流量為10 t/h時，所得的穩(wěn)定汽油產(chǎn)品均最多、油漿最少。

不同反應(yīng)溫度下輕柴油與油漿終餾點(diǎn)隨粗汽油循環(huán)量的變化見圖4。綜合分析圖3和圖4可知，在粗汽油循環(huán)量小于40 t/h時，輕柴油與油漿終餾點(diǎn)總是隨汽油產(chǎn)品的增多而降低，且在粗汽油循環(huán)量為10 t/h時輕柴油與油漿終餾點(diǎn)均最低。這表明，此時反應(yīng)器內(nèi)重油轉(zhuǎn)化率最高、反應(yīng)程度最深，更多的重質(zhì)組份轉(zhuǎn)化成相對較輕的產(chǎn)品，致使輕質(zhì)產(chǎn)品液化氣和汽油流量增大、重質(zhì)產(chǎn)品輕柴油和油漿流量減小。隨著粗汽油循環(huán)量的繼續(xù)增大，汽油產(chǎn)品有增大的趨勢，重質(zhì)產(chǎn)品性質(zhì)也逐漸變輕，但其變化幅度較小。此外，隨著粗汽油循環(huán)量的不斷增大，反應(yīng)器與主分餾塔的負(fù)荷必定增大，操作難度與能耗費(fèi)用也隨之大幅增加，故在循環(huán)粗汽油量為10 t/h時操作最優(yōu)，此時穩(wěn)定汽油與輕柴油流量加和值最大，且穩(wěn)定汽油最多。

圖3 460 ℃和520 ℃下不同汽油循環(huán)量下的產(chǎn)品分布Fig.3 Products distribution under different circulations at 460 ℃ and 520 ℃.

圖4 不同反應(yīng)參數(shù)下的輕柴油和油漿終餾點(diǎn)Fig.4 Final boiling point(FBP) of diesel and oil slurry under different reaction parameter.Temperature/℃：◆ 460；■ 480；▲ 500；× 520

2.2 最優(yōu)反應(yīng)溫度的確定

當(dāng)循環(huán)粗汽油量為10 t/h、反應(yīng)壓力為0.15 MPa時，不同反應(yīng)溫度下主要產(chǎn)品的分布及所需的最小冷卻公用工程用量見圖5。

圖5 不同反應(yīng)溫度下的產(chǎn)品分布與最小能耗Fig.5 Product distribution and energy consumption under different temperatures.● Oil slurry；■ Gasoline；▲ Diesel；◆ Gasoline+diesel；× LPG

由圖5可知，隨溫度升高，輕質(zhì)產(chǎn)品液化氣和穩(wěn)定汽油流量增大，重質(zhì)產(chǎn)品輕柴油與油漿流量減小，但高價(jià)值產(chǎn)品汽油與柴油的流量總和減小。對不同裝置的換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行分析發(fā)現(xiàn)，在不同該換熱網(wǎng)絡(luò)反應(yīng)溫度下均為閾值問題，不需加熱公用工程，且反應(yīng)溫度越高，整個裝置的能耗也越高。但在470～480 ℃的溫度區(qū)間，增加幅度最小。根據(jù)不同反應(yīng)溫度下各產(chǎn)品分布及裝置最小耗能情況、主要產(chǎn)品價(jià)值及冷卻公用工程所需冷卻水的費(fèi)用對生產(chǎn)利潤進(jìn)行估算，所得生產(chǎn)利潤隨反應(yīng)溫度的變化趨勢見圖6。

圖6 不同反應(yīng)溫度下的生產(chǎn)利潤Fig.6 Production profit under different temperatures.

由圖6可知，操作溫度為480 ℃時生產(chǎn)利潤最大，因此，現(xiàn)行操作溫度480 ℃為最優(yōu)操作溫度。

3 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化

在粗汽油循環(huán)量為10 t/h、反應(yīng)溫度為480 ℃時，基于模擬結(jié)果提取的冷熱物流數(shù)據(jù)見表2。為充分利用該裝置的余熱，換熱網(wǎng)絡(luò)匹配設(shè)計(jì)和優(yōu)化時應(yīng)盡可能先利用溫位較低的熱源加熱系統(tǒng)中所有的冷流股，并利用高溫余熱發(fā)生蒸汽。由于煉廠中1 MPa蒸汽用量最大，本工作優(yōu)先選擇生產(chǎn)1 MPa蒸汽。設(shè)定發(fā)生蒸汽所用水為100 ℃的鍋爐水（液相），利用溫位較低的流股將其加熱至1.1 MPa下的飽和溫度185 ℃，然后利用溫位較高的流股加熱使其發(fā)生相變，生產(chǎn)1 MPa、185 ℃的飽和蒸汽。

優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)后，最小冷卻負(fù)荷由48 820 kW減小至45 814 kW，循環(huán)冷卻水用量由4 201.6 t/h 減小到3 942.9 t/h，減少6.16%；每小時可產(chǎn)1 MPa飽和蒸汽5.39 t。從長遠(yuǎn)利益來講，使用該換熱網(wǎng)絡(luò)可帶來顯著的經(jīng)濟(jì)效益。

表2 冷、熱物流信息數(shù)據(jù)Table 2 Data of hot and cold streams

4 結(jié)論

1）循環(huán)至反應(yīng)提升管的粗汽油流量對提升管內(nèi)的裂化反應(yīng)影響很大，當(dāng)粗汽油循環(huán)量為10 t/h時，產(chǎn)品分布最優(yōu)、重油轉(zhuǎn)化率和生產(chǎn)利潤最大。

2） 反應(yīng)溫度的增大可顯著提高重油轉(zhuǎn)化率和裂化反應(yīng)深度，但同時會增加生產(chǎn)能耗，綜合考慮能量系統(tǒng)集成和產(chǎn)品變化，反應(yīng)溫度 480 ℃為最優(yōu)的反應(yīng)溫度。

3）優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)后，最小冷卻負(fù)荷由48 820 kW減小至45 814 kW，循環(huán)冷卻水用量可節(jié)省258.7 t/h，消耗降低6.16%，每小時可副產(chǎn)1 MPa飽和蒸汽5.39 t。

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