黃 海 鵬

(中國石化茂名分公司，廣東 茂名 525000)

柴油作為重要的輕質(zhì)燃料油，在國民經(jīng)濟(jì)發(fā)展中起著十分重要的作用。通過原油蒸餾、催化裂化、熱裂化、加氫裂化、延遲焦化等工藝得到的柴油餾分，含有較多的硫、氮、氧、烯烴等，穩(wěn)定性差，易變色變質(zhì)，達(dá)不到柴油產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)要求，無法直接使用[1-2]。特別是隨著原油重質(zhì)化、劣質(zhì)化趨勢加重，加氫精制等二次加工過程愈發(fā)重要。柴油加氫工藝可有效降低柴油中硫、氮、氧、烯烴的含量，提高產(chǎn)品的穩(wěn)定性，減少油品消費(fèi)對環(huán)境的污染[3]。針對柴油加氫裝置的分餾過程，可借助流程模擬軟件Aspen Plus 10模擬優(yōu)化操作參數(shù)，合理匹配熱量回收利用，在生產(chǎn)低硫高質(zhì)量柴油的同時(shí)，降低裝置能耗，提高裝置用能水平[4]。

中國石化茂名分公司4號柴油加氫裝置設(shè)計(jì)加工能力為3.0 Mt/a，原料油主要為直餾柴油、焦化柴油、催化裂化柴油、渣油加氫柴油、蠟油加氫柴油等的混合油料，產(chǎn)品為精制柴油及部分石腦油。裝置主要包括反應(yīng)系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、脫硫系統(tǒng)和公用工程等幾個(gè)部分，重點(diǎn)耗能設(shè)備主要包括反應(yīng)器、分餾塔、加熱爐、機(jī)泵和壓縮機(jī)等。裝置現(xiàn)有工藝流程中冷低壓分離器油(簡稱冷低分油)與熱低壓分離器油(簡稱熱低分油)兩股物料在高、低壓分離系統(tǒng)中分離，又在下游進(jìn)分餾塔前混合，混合前溫度分別為204 ℃和261 ℃，混合溫差較大，造成混合過程產(chǎn)生一定的損。本課題借助流程模擬軟件Aspen Plus 10，通過對分餾塔的冷、熱低分油進(jìn)料位置和進(jìn)料板塊進(jìn)行操作優(yōu)化，同時(shí)進(jìn)行以提高冷低分油換熱終溫為目標(biāo)的換熱流程優(yōu)化調(diào)整，減少汽提過程的蒸汽消耗，有效降低裝置的綜合能耗。

1 流程模擬

1.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的準(zhǔn)確性與模擬結(jié)果的可靠性密切相關(guān)。由于混合原料油的性質(zhì)波動(dòng)，4號柴油加氫裝置的原料及產(chǎn)品等數(shù)據(jù)波動(dòng)較大，為減小模擬誤差，選擇4號柴油加氫裝置典型的流程參數(shù)及產(chǎn)品質(zhì)量分析數(shù)據(jù)作為模擬調(diào)優(yōu)的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)[5]。裝置的物料平衡數(shù)據(jù)見表1，混合原料油、粗石腦油、精制柴油的密度和餾程(ASTM D86)見表2。

表1 裝置物料平衡數(shù)據(jù)

表2 粗石腦油、原料柴油、精制柴油的密度和餾程

1.2 分餾過程參數(shù)

4號柴油加氫裝置分餾部分設(shè)計(jì)采用雙汽提塔流程，包括柴油脫硫化氫汽提分餾塔(T501)和汽油脫硫化氫汽提分餾塔(T502)。圖1為T501的局部流程示意。熱低分油與經(jīng)換熱升溫的冷低分油混合后進(jìn)入T501，塔底通入1.0 MPa汽提蒸汽。塔頂油氣經(jīng)塔頂空氣冷卻器(A502)、塔頂水冷器(E512)冷凝冷卻至40 ℃，進(jìn)入塔頂回流罐(V513)進(jìn)行氣、油、水三相分離。含硫干氣送至脫硫塔進(jìn)行脫硫；含硫污水送至含硫污水罐；油相經(jīng)分餾塔塔頂回流泵升壓后，一部分作為塔頂回流，另一部分作為汽油脫硫化氫汽提塔的進(jìn)料(粗汽油)。T501的操作參數(shù)見表3。

圖1 T501的局部流程示意

表3 T501的操作參數(shù)

1.3 熱力學(xué)模型選擇

熱力學(xué)模型的選擇對流程模擬計(jì)算收斂的快慢及結(jié)果準(zhǔn)確性至關(guān)重要，是否符合實(shí)際過程是模型選擇的重要標(biāo)準(zhǔn)。熱力學(xué)模型選擇與分離物系的性質(zhì)，壓力、溫度等密切相關(guān)。針對不同物系熱力學(xué)方法的選擇，可以借助Aspen Plus 10軟件的熱力學(xué)模型推薦。根據(jù)系統(tǒng)推薦，Garyson-Streed，BK10，Chao-Seader等模型適合柴油加氫體系，因此，選擇其作為分餾塔模擬計(jì)算的熱力學(xué)模型。

1.4 模擬結(jié)果

根據(jù)以上柴油加氫物系物性數(shù)據(jù)和所選用的Garyson-Streed，BK10，Chao-Seader等熱力學(xué)模型，設(shè)塔板效率為0.5，在Aspen Plus 10中對T501進(jìn)行模擬分析。由于采用BK-10時(shí)無法進(jìn)行油水分離過程模擬，故在結(jié)果中舍棄。由此得到的相關(guān)模擬計(jì)算結(jié)果見表4，相應(yīng)的精制柴油產(chǎn)品餾程模擬值及與實(shí)際值的對比見表5。由表4和表5可知，Garyson-Streed和Chao-Seader模型均能較好地描述該柴油加氫分餾塔的分離過程，模擬結(jié)果偏差較小，模擬準(zhǔn)確度高。

表4 采用不同模型的模擬計(jì)算結(jié)果及其與實(shí)際值的對比

表5 采用不同模型的模擬精制柴油產(chǎn)品餾程及其與實(shí)際值的對比 ℃

2 操作優(yōu)化

2.1 冷低分油進(jìn)料溫度與位置分析

由于設(shè)計(jì)流程中冷低分油與熱低分油混合進(jìn)料，混合過程產(chǎn)生較大的損，采用冷、熱低分油分開進(jìn)料，可消除不同組成、不同溫度物流混合引起的過程損。采用控制變量法，對T501冷低分油進(jìn)料位置及溫度進(jìn)行分析。利用Aspen Plus 10的靈敏度分析模塊，分別以塔頂5%餾出溫度、塔底95%餾出溫度為設(shè)計(jì)規(guī)定，以塔底抽出率、汽提蒸汽流量為設(shè)計(jì)變量進(jìn)行流程模擬，考察汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進(jìn)料溫度和進(jìn)料位置的變化。當(dāng)冷低分油進(jìn)料位置為第6塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進(jìn)料溫度的變化如圖2所示。當(dāng)冷低分油進(jìn)料溫度為210 ℃時(shí)，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進(jìn)料位置的變化如表6所示。

圖2 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進(jìn)料溫度的變化

表6 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨冷低分油進(jìn)料位置的變化

從圖2可以看出：隨著冷低分油進(jìn)料溫度升高，T501所需的汽提蒸汽流量不斷減小，但影響程度較?。浑S著冷低分油進(jìn)料溫度升高，塔底溫度不斷升高，但影響程度較輕微。這可能是由于冷低分油的進(jìn)料溫度與進(jìn)料塔板處的溫度較為接近，基本不會改變塔的氣液分布，對塔分離的影響較小?？紤]到加熱冷低分油需要額外的熱量，結(jié)合后續(xù)的換熱流程優(yōu)化，選擇冷低分油進(jìn)料溫度為210 ℃。

從表6可以看出：隨著冷低分油進(jìn)料位置從第5塊塔板逐漸下移到第14塊塔板，汽提蒸汽流量和塔底溫度的變化幅度均不大；當(dāng)冷低分油進(jìn)料位置從第15塊塔板逐漸下移到第18塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量急劇增加，塔底溫度急劇降低；當(dāng)冷低分油進(jìn)料位置從第19塊塔板逐漸下移至第30塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量平穩(wěn)增大，塔底溫度緩慢降低。本研究選擇冷低分油的進(jìn)料位置為第9塊塔板。

2.2 熱低分油進(jìn)料溫度與位置分析

采用控制變量法，對T501的熱低分油進(jìn)料位置及溫度進(jìn)行分析。利用Aspen Plus 10的靈敏度分析模塊，分別以塔頂油5%餾出溫度、塔底油95%餾出溫度為設(shè)計(jì)規(guī)定，以塔底抽出率、汽提蒸汽流量為設(shè)計(jì)變量進(jìn)行流程模擬分析。當(dāng)熱低分油進(jìn)料位置為第17塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進(jìn)料溫度的變化如圖3所示。當(dāng)熱低分油進(jìn)料溫度為261 ℃時(shí)，汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進(jìn)料位置的變化如表7所示。

圖3 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進(jìn)料溫度的變化

表7 汽提蒸汽流量及塔底溫度隨熱低分油進(jìn)料位置的變化

從圖3可以看出：隨著熱低分油的進(jìn)料溫度升高，T501所需的汽提蒸汽流量線性減少，塔底溫度線性增大。從表7可以看出：隨著熱低分油進(jìn)料位置從第5塊塔板逐漸下移到第10塊塔板，汽提蒸汽流量急劇減少，塔底溫度急劇升高；當(dāng)熱低分油進(jìn)料位置從第11塊塔板逐漸下移到第15塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量緩慢減少，塔底溫度緩慢升高；當(dāng)熱低分油進(jìn)料位置從第16塊塔板逐漸下移到第30塊塔板時(shí)，汽提蒸汽流量先基本不變而后略有增大，塔底溫度基本不變。故本研究保持熱低分油的進(jìn)料塔板不變，仍為第17塊。

2.3 綜合優(yōu)化分析

同時(shí)優(yōu)化冷低分油的進(jìn)料位置、進(jìn)料溫度及熱低分油的進(jìn)料位置，優(yōu)化后的塔底精制柴油餾程如表8所示。由表8可以看出，采用不同的優(yōu)化措施時(shí)，塔底精制柴油產(chǎn)品餾程與優(yōu)化前一致，可見采用優(yōu)化的冷、熱低分油分開進(jìn)料方式不會對精制柴油產(chǎn)品性質(zhì)產(chǎn)生影響。

表8 優(yōu)化前后的精制柴油產(chǎn)品餾程 ℃

優(yōu)化后T501的局部流程示意見圖4，汽提蒸汽流量為5.2 t/h。假如通過提高反應(yīng)流出物進(jìn)入熱高壓分離器的溫度將熱低分油進(jìn)料溫度從261 ℃提高到266 ℃，蒸汽用量將進(jìn)一步下降513 kg/h。

圖4 優(yōu)化后T501的流程示意

3 精制柴油換熱流程調(diào)整

根據(jù)汽提分餾過程操作優(yōu)化，通過調(diào)整精制柴油換熱流程，強(qiáng)化精制柴油的熱量回收，提高冷低分油的換熱終溫及原料油的換熱溫度。精制柴油原有的換熱流程如圖5所示，對應(yīng)的換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負(fù)荷見表9。在原有換熱流程中，精制柴油先與溫度較低的冷低分油、T502重沸器及T502進(jìn)料換熱，然后再與溫度較高的混合原料油換熱。

表9 原有換熱流程對應(yīng)的換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負(fù)荷

圖5 原有的精制柴油換熱流程

優(yōu)化調(diào)整后，根據(jù)熱量梯級利用原理，精制柴油首先作為溫位相對高的T502再沸器熱源，再與溫度較高的混合原料油換熱，之后與溫度相對較低的T502進(jìn)料、冷低分油換熱。優(yōu)化后的精制柴油換熱流程如圖6所示，優(yōu)化后的冷熱物流工藝參數(shù)及換熱器負(fù)荷見表10。

圖6 優(yōu)化后的精制柴油換熱流程

由表10可知：換熱流程優(yōu)化調(diào)整后，冷低分油換熱終溫升高至210 ℃，由此可使T501汽提蒸汽流量減少1.7 t/h；混合原料油換熱終溫提高至200 ℃，由此可使燃料氣消耗減少188 m3/h；換熱后精制柴油溫度為155 ℃，其進(jìn)入低溫?zé)嵯到y(tǒng)，可在整體考慮基礎(chǔ)上高效回收利用其熱量。

表10 優(yōu)化后的精制柴油換熱物流工藝參數(shù)及換熱器負(fù)荷

4 結(jié) 論

(1)采用Chao-Seader和Garyson-Streed熱力學(xué)模型可較好地描述中國石化茂名分公司4號柴油加氫裝置T501分餾塔的分離過程，模擬結(jié)果準(zhǔn)確度高，可反映實(shí)際分餾過程。

(3)現(xiàn)有優(yōu)化下，汽提蒸汽流量最低為5.2 t/h，通過進(jìn)一步提高熱低分油換后溫度，可以使分餾塔的汽提蒸汽流量進(jìn)一步降低。

(4)配合汽提分餾塔進(jìn)料溫度、進(jìn)料位置優(yōu)化改進(jìn)，對精制柴油換熱流程進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整，通過將冷低分油換熱終溫提高到210 ℃，使T501蒸汽流量減少1.7 t/h；通過提高原料油換熱終溫至200 ℃，使燃料氣消耗量減少188 m3/h，節(jié)能降耗效果明顯。