邵義智，沈宇松，李少萍

(華東理工大學(xué)石油加工研究所，上海 200237)

酮苯脫蠟工藝是常規(guī)潤滑油基礎(chǔ)油生產(chǎn)工藝中非常重要的工藝之一，該工藝主要目的在于脫除原料油中的蠟組分，改善基礎(chǔ)油的低溫流動性。針對酮苯脫蠟裝置能耗問題，各大石化企業(yè)做了很多工作，特別是三效蒸發(fā)工藝的應(yīng)用，替代了最初的二效蒸發(fā)工藝，能耗降低較為明顯[1-2]。另外，如何利用低溫?zé)嵯到y(tǒng)優(yōu)化裝置能耗，也是石化企業(yè)潤滑油基礎(chǔ)油生產(chǎn)需要重點考慮的問題。

近年來對降低酮苯脫蠟裝置能耗的研究有很多。施翔星等[3]研究了處理量對酮苯裝置油蠟收率及能耗的影響，探討了不同的丁酮-甲苯比例對產(chǎn)品收率的影響從而進(jìn)一步降低能耗。呂忠等[4]對酮苯脫蠟裝置的能耗進(jìn)行了分析探討，提出了降低溶劑加入量、采用濾液循環(huán)、五塔三效等技術(shù)降低蒸汽消耗量、降低電耗和其它降低裝置能耗的措施。高鍵等[5]對酮苯脫蠟的技術(shù)改造與優(yōu)化進(jìn)行了研究，通過分析比較新老設(shè)備的差異，采用對伴熱線及加熱器凝結(jié)水系統(tǒng)改造、采用濾液循環(huán)技術(shù)、采用離心泵輸送冷蠟等方法降低了裝置的能耗。

酮苯脫蠟油裝置溶劑回收循環(huán)溶劑中的含水量對裝置換熱影響較大，水含量增加時，需要的蒸汽耗能將會增加。由于整個裝置溶劑消耗，需要補充新鮮的溶劑，合適的溶劑比可以節(jié)省蒸汽單耗。在整個酮苯脫蠟裝置中，換熱設(shè)備換熱效果不理想，也會增加蒸汽單耗[6-8]。

針對此問題，有必要應(yīng)用Aspen Plus模擬軟件，用靈敏度分析等方法對某石化公司酮苯脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)進(jìn)行優(yōu)化，分析含水量、溶劑比和換熱設(shè)備對裝置能耗的影響等，以期找到降低能耗的解決方案。

1 酮苯脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)工藝流程

研究酮苯脫蠟裝置的能耗應(yīng)主要考察溶劑回收系統(tǒng)的能耗，降低蒸汽能耗則是降低溶劑回收系統(tǒng)能耗的關(guān)鍵[9]。脫蠟油裝置溶劑回收部分為一個“五塔三效”的系統(tǒng)，即由4個閃蒸塔和1個汽提塔組成的溶劑回收系統(tǒng)，五塔彼此相連，利用減壓的方法使各個塔的壓力逐漸降低，工業(yè)飽和蒸汽一般作為第一效蒸發(fā)的熱源，再由第一效產(chǎn)生的二次蒸汽作為第二效的熱源，由第二效產(chǎn)生的二次蒸汽又作為第三效的熱源。運用Aspen Plus模擬軟件，采用NRTL方法[10]，對脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)進(jìn)行模擬計算。脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)流程如圖1所示。

脫蠟油切割餾分的組成如表1所示，切割餾分?jǐn)?shù)據(jù)是脫蠟油裝置油品的餾程數(shù)據(jù)，是油品的基礎(chǔ)物性參數(shù)，在用計算機模擬輔助時，通常由餾程數(shù)據(jù)轉(zhuǎn)換為其他相應(yīng)的物性數(shù)據(jù)[11-12]。

圖1 脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)流程示意T-1—脫蠟油濾液一次閃蒸塔；T-2—脫蠟油濾液二次閃蒸塔；T-3—脫蠟油濾液三次閃蒸塔；T-4—脫蠟油濾液四次閃蒸塔；T-5—脫蠟油濾液汽提塔；E10—T-1一次預(yù)熱器；E11—T-1二次預(yù)熱器；E12—T-1三次預(yù)熱器；E13—T-1四次預(yù)熱器；E14—T-1五次預(yù)熱器；E15—T-2一次換熱器；E16—T-2二次換熱器；E17—T-3一次換熱器；E18—T-3二次換熱器；E19—T-4一次換熱器

表1 脫蠟油切割餾分的組成

將Aspen Plus模擬的數(shù)據(jù)與工廠實際運行數(shù)據(jù)進(jìn)行比較，結(jié)果如表2所示。由表2可以看出，模擬優(yōu)化時所選用的單元模型和物性方法，以及建立的工藝流程，基本上可以很好地再現(xiàn)實際運行工況，關(guān)鍵組分物流流量的相對誤差都在允許范圍之內(nèi)。

表2 計算數(shù)據(jù)和工廠實際數(shù)據(jù)比較

根據(jù)脫蠟油裝置溶劑回收部分的工藝流程計算各塔溶劑的純度、流量和熱負(fù)荷，結(jié)果見表3。從表3可以看出：T-1～T-4的塔頂溶劑純度不小于99.00%，達(dá)到了生產(chǎn)要求；T-5是汽提塔，塔頂溶劑純度僅為95.72%，為了減少脫蠟油的損失，塔頂溶劑純度上還有待提高。另外，從前3個塔的塔頂溶劑出料量來看，各塔回收量還存在一定差距，T-3的溶劑回收量占了相當(dāng)大比例；前3個塔溶劑總回收率為93.95%，遠(yuǎn)未達(dá)到溶劑回收的效果，所以前3個塔的溶劑回收率還有待提高。

表3 各塔溶劑和熱負(fù)荷關(guān)鍵參數(shù)模擬優(yōu)化結(jié)果

脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)的E17換熱器采用的是凝結(jié)水換熱，其熱負(fù)荷不計入蒸汽能耗范圍。閃蒸塔進(jìn)塔前的物料中已經(jīng)有一部分汽化，而汽化量則取決于塔前換熱器的操作條件。所以，研究各塔的溶劑蒸出量，應(yīng)該考慮換熱器因素和冷熱流股的換熱前參數(shù)影響。

2 變量分析及優(yōu)化

2.1 酮苯比對裝置能效的影響

酮苯脫蠟裝置采用甲乙酮和甲苯混合溶劑，甲乙酮和甲苯混合比例與能耗存在一定關(guān)系。根據(jù)文獻(xiàn)[13]，酮苯質(zhì)量比維持在0.65～0.75之間比較合適。

E18和E19換熱器熱負(fù)荷與酮苯質(zhì)量比的關(guān)系如圖2所示。從圖2可以看出，酮苯質(zhì)量比增加時，E18熱負(fù)荷不斷增加，E19熱負(fù)荷不斷減小，E18熱負(fù)荷的增加量要大于E19熱負(fù)荷的增加量。

圖2 E18、E19熱負(fù)荷和總熱負(fù)荷與酮苯質(zhì)量比的關(guān)系■—E18熱負(fù)荷； ●—E19熱負(fù)荷； ▲—總熱負(fù)荷。圖3同

當(dāng)酮苯質(zhì)量比從0.65增加到0.75時，總熱負(fù)荷呈遞增趨勢；酮苯質(zhì)量比為0.65時，總熱負(fù)荷為6 087 kW；酮苯質(zhì)量比為0.75時，總熱負(fù)荷為6 188 kW，增加了1.7%。在裝置允許的酮苯質(zhì)量比0.65～0.75范圍內(nèi)，應(yīng)盡量保證酮苯質(zhì)量比在0.65左右，以維持酮苯脫蠟裝置處于較低熱負(fù)荷。

E14和E16換熱器熱出料操作條件與酮苯質(zhì)量比的關(guān)系見表4。由表4可以看出，隨著酮苯質(zhì)量比增大，E14和E16換熱器熱出料溫度均不斷降低，熱出料壓力基本保持不變，熱出料摩爾汽化率不斷升高，說明蒸汽熱利用率隨著酮苯質(zhì)量比增加而降低。

表4 E14、E16熱出料操作條件與酮苯質(zhì)量比的關(guān)系

進(jìn)料酮苯質(zhì)量比不同，其對應(yīng)的汽化潛熱也不同。丁酮的汽化潛熱大于甲苯，當(dāng)溶劑總量不變，酮苯質(zhì)量比增加時，混合后的溶劑汽化潛熱值增大，升膜加熱器將脫蠟油濾液中的溶劑加熱至氣態(tài)所需要的蒸汽量增大[14]。

2.2 水含量對裝置能效的影響

由于汽提塔采用的是水蒸氣汽提，所以在后續(xù)溶劑回收時，帶來溶劑含水的問題。酮苯脫蠟的溶劑中丁酮和水能夠形成共沸物，會影響前3個塔的溶劑蒸出，并且會增加E18和E19的熱負(fù)荷。

研究進(jìn)料水含量對E18和E19熱負(fù)荷的影響，結(jié)果如圖3所示。由圖3可見，隨著進(jìn)料水含量增加，E18熱負(fù)荷不斷增加，E19熱負(fù)荷不斷減小，總熱負(fù)荷呈不斷增加的趨勢，主要原因是前兩塔塔頂蒸出量之和不斷減小，需要升膜加熱器加熱的量增多，所以總熱負(fù)荷隨之增加。

圖3 E18、E19熱負(fù)荷和總熱負(fù)荷與進(jìn)料水含量的關(guān)系

進(jìn)料水含量對E14、E16熱出料操作條件的影響如表5所示。由表5可見：隨著脫蠟油濾液進(jìn)料水含量增大，E14和E16換熱器熱出料溫度均不斷降低，而熱出料壓力基本保持不變；E14換熱器熱出料摩爾汽化率不斷升高，說明蒸汽熱量利用率隨著脫蠟油濾液進(jìn)料水含量增大而降低；E16換熱器熱出料摩爾汽化率小幅度降低，說明蒸汽熱量利用率隨著脫蠟油濾液進(jìn)料水含量的增加而小幅增加。

雖然原料中水含量較低，但是對于整個裝置影響較大，水的汽化潛熱也遠(yuǎn)大于丁酮和甲苯。另外，從圖3可以看出，當(dāng)進(jìn)料中水含量增加時，所需要的總熱負(fù)荷也會不斷增加。當(dāng)水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.5%時，總熱負(fù)荷為6 093 kW;水質(zhì)量分?jǐn)?shù)降低至0.3%時，總熱負(fù)荷為6 033 kW，比前者降低0.98%。

經(jīng)過對進(jìn)料酮苯質(zhì)量比及水含量進(jìn)行優(yōu)化后，蒸汽單耗相較于原來能耗節(jié)省5.63%，前3個塔優(yōu)化前后溶劑流量如表6所示。由表6可知，優(yōu)化后加熱負(fù)荷最低處對應(yīng)的一次蒸出量、二次蒸出量、三次蒸出量的比為22.39∶26.98∶50.63。

表5 E14、E16熱出料操作條件與水含量的關(guān)系

表6 前3個塔優(yōu)化前后的溶劑流量

進(jìn)料水含量會影響溶劑的汽化潛熱值。水的汽化潛熱遠(yuǎn)大于丁酮和甲苯，當(dāng)溶劑總量不變而水含量增加時，混合后的溶劑汽化潛熱值增大，升膜加熱器將脫蠟油濾液中的溶劑加熱至氣態(tài)所需要的蒸汽量增大。根據(jù)以上研究分析，水含量增大時總熱負(fù)荷也會增大，所以后期水質(zhì)量分?jǐn)?shù)應(yīng)維持在0.3%以下為好。

2.3 關(guān)鍵換熱器對裝置能效的影響

脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)涉及的換熱器主要有10個，E10～E14換熱器的作用是預(yù)熱進(jìn)閃蒸塔T-1的原料，而且E14則是閃蒸前關(guān)鍵換熱器，其熱源主要來源于閃蒸塔T-2的塔頂蒸汽。同理，E15也起到預(yù)熱作用，真正對閃蒸塔T-2起到影響的主要是E16，E16的熱源則來源于閃蒸塔T-3塔頂?shù)恼羝?。E17的熱源采用凝結(jié)水罐匯總后的凝結(jié)水，這樣做可以節(jié)省相當(dāng)一部分蒸汽。閃蒸塔T-3的閃蒸量取決于E18的熱負(fù)荷，閃蒸塔T-4前的換熱器E19也是起到加熱作用，但是E19的熱負(fù)荷相對于E18要小很多。

下面重點考慮起到關(guān)鍵作用的E14，E16，E17，E18的換熱面積對裝置的影響。E14和E16為板式換熱器，E18為固定管板式換熱器，E17為U型換熱器。由于凝結(jié)水回收罐出現(xiàn)氣液夾帶現(xiàn)象，所以E18換熱器蒸汽換熱后凝結(jié)水會夾帶氣體，使換熱效果很不理想。根據(jù)前面三塔計算發(fā)現(xiàn)E14和E16明顯有換熱余地，熱物流潛熱沒有利用完全，下面重點研究E14和E16這兩臺換熱器的最適換熱面積以及相應(yīng)改造措施。

在換熱時，熱物料的相變熱主要由甲苯、丁酮和水的潛熱組成，為了充分利用熱物流汽化潛熱，在對進(jìn)料酮苯比和水含量優(yōu)化的基礎(chǔ)上，將E14熱流股出料摩爾汽化率降低至0，得到的E14有效換熱面積為590 m2，比原來換熱面積增加27.16%；將E16熱流股出料摩爾汽化率降低至0，得到的E16有效換熱面積為662 m2，比原來的換熱面積增加13.36%。優(yōu)化前后的具體數(shù)據(jù)見表7。

表7 E14、E16換熱面積優(yōu)化前后的性能對比

按照優(yōu)化后的換熱面積得到蒸汽換熱的總熱負(fù)荷為4 607 kW，相比于實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)減少約24.39%，具體數(shù)據(jù)如表8所示。由此可見，選用合適換熱面積，能充分利用汽化潛熱，從而達(dá)到降低蒸汽單耗的目的。

表8 脫蠟油裝置溶劑回收系統(tǒng)能耗優(yōu)化數(shù)據(jù)

E14優(yōu)化后的有效換熱面積增加126 m2，E16優(yōu)化后的有效換熱面積增加78 m2。新增加的換熱器換熱效率達(dá)到90%，即E14實際新增換熱面積為140 m2，E16實際新增換熱面積為87 m2。E14新增加的換熱器設(shè)備投資預(yù)算為49 000元，E16新增加的換熱器設(shè)備投資預(yù)算為30 500元，兩臺換熱器總設(shè)備投資預(yù)算為79 500元。

3 結(jié) 論

(1)當(dāng)進(jìn)料酮苯質(zhì)量比從0.65增大到0.75時，裝置所需熱負(fù)荷增大1.7%。在裝置允許的酮苯質(zhì)量比0.65～0.75范圍內(nèi)，應(yīng)盡量保證酮苯質(zhì)量比為0.65左右，以維持酮苯脫蠟裝置處于較低熱負(fù)荷。

(2)進(jìn)料水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.3%時的熱負(fù)荷相比進(jìn)料水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.5%時降低0.98%。

(3)對進(jìn)料酮苯比和進(jìn)料水含量優(yōu)化后，蒸汽單耗相比于原能耗降低5.63%。加熱負(fù)荷最低處對應(yīng)的一次蒸出量、二次蒸出量、三次蒸出量的比為22.39∶26.98∶50.63。

(4)E14和E16熱源相變熱利用并不充分，在對進(jìn)料酮苯比和進(jìn)料水含量優(yōu)化的基礎(chǔ)上，將E14和E16熱出料氣含量降低到0，E14有效換熱面積比原來增大27.16%，E16有效換熱面積比原來增大13.36%，總熱負(fù)荷、蒸汽單耗相比實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)可減少約24.39%。