季 哲

(中國石化上海石油化工股份有限公司，上海 200540)

溶劑再生裝置是煉油企業(yè)重要的環(huán)保裝置，主要作用是脫除富胺液中溶解的烴類與酸性氣體，得到可循環(huán)利用的再生貧胺液。中國石化上海石油化工股份有限公司(以下簡稱上海石化)2#煉油溶劑再生裝置主要采用N-甲基二乙醇胺(MDEA)溶劑與含硫干氣在抽提塔逆向接觸脫硫，脫硫后的富胺液通過溶劑再生系統(tǒng)再生后循環(huán)使用，精制干氣從抽提塔塔頂出裝置作為加熱爐的燃料氣，再生塔塔頂酸性氣送至硫磺回收裝置。與二乙醇胺溶劑比較，MDEA溶劑具有酸性氣負(fù)荷高、蒸氣壓低、溶劑揮發(fā)損失小、腐蝕性弱等特點。

文章運用Aspen Plus流程模擬軟件，建立2#煉油溶劑再生裝置模型，以節(jié)能為目標(biāo)，對裝置進(jìn)行全面分析，旨在優(yōu)化操作條件、減少蒸汽消耗、降低裝置能耗。

1 工藝流程簡述

來自氣柜火炬氣壓縮機(jī)和1#柴油加氫裝置的干氣進(jìn)干氣分液罐(V3202)，然后進(jìn)入干氣脫硫塔(T3202)，與MDEA溶液逆向接觸，干氣中的H2S和部分CO2被溶劑吸收，塔頂凈化干氣經(jīng)凈化干氣分液罐(V3213)分液后送至燃料氣管網(wǎng)。干氣脫硫塔(T3202)塔底富液與貧液換熱至98 ℃，經(jīng)富液閃蒸罐(V3203)閃蒸出大部分溶解烴后，進(jìn)入再生塔(T3203)，由重沸器(E3204)供熱，以保證塔底溫度為125 ℃。塔頂汽經(jīng)冷凝分離后，酸性氣送至硫磺回收裝置，冷凝液經(jīng)泵返塔作為回流。事故狀態(tài)下酸性氣設(shè)專線排至火炬焚燒。塔底貧液經(jīng)換熱、冷卻至40 ℃，由泵送入液化石油氣脫硫抽提塔(T3204)和干氣脫硫塔(T3202)循環(huán)使用。具體模擬流程如圖1所示。

圖1 2#煉油溶劑再生模擬流程

2 模型建立

模型采用MDEA與H2S的可逆反應(yīng)、熱再生工藝流程。其中再生塔(T3203)采用RadFrac模型，塔底為熱虹吸式重沸器，泵采用Pump模型，貧富胺液換熱器用HeatX模型，塔頂回流罐用Flash2模型，空冷器和塔頂冷卻器用Heater模型。

以2#煉油再生裝置的進(jìn)料溫度、壓力、流量以及裝置模塊操作條件等實際數(shù)據(jù)為依據(jù)建模(無法提供的數(shù)據(jù)則以設(shè)計數(shù)據(jù)為參考)，模型建成后以提供的標(biāo)定數(shù)據(jù)或?qū)嶋H數(shù)據(jù)對模型進(jìn)行驗證(見表1)。從表1中可以看出：誤差在允許范圍之內(nèi)，此模型可以用于裝置下一步的優(yōu)化分析。

表1 2#煉油溶劑再生裝置操作條件

3 模型分析

3.1 貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)對重沸器負(fù)荷的影響

以貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)作為變量，在貧液中H2S質(zhì)量濃度1 928 mg/L、再生塔塔頂壓力0.06 MPa的條件下，考察貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)對重沸器負(fù)荷的影響，結(jié)果如表2所示。

表2 貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)對重沸器負(fù)荷的影響

從表2中可以看出：隨著貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，胺液循環(huán)量降低，重沸器熱負(fù)荷下降。因此，可以考慮提高貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)、降低胺液循環(huán)量等方式，降低蒸汽耗量及循環(huán)過程中所需的電和水的消耗。

3.2 回流量對貧液中H2S質(zhì)量濃度及再生塔塔底再沸器熱負(fù)荷的影響

在貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為43%、再生塔塔頂壓力0.06 MPa、進(jìn)料量13 t/h的條件下，考察回流量對貧液中H2S質(zhì)量濃度及再生塔塔底溫度的影響，結(jié)果見表3所示。

表3 回流量對貧液中H2S質(zhì)量濃度及再生塔塔底溫度的影響

從表3中可以看出：隨著回流量的降低，再沸器熱負(fù)荷降低，但由于貧液中H2S質(zhì)量濃度增加，導(dǎo)致貧液質(zhì)量下降。因此需綜合考慮不同脫硫裝置對貧液質(zhì)量的要求，確定是否降低再生回流量。

3.3 富胺液進(jìn)塔溫度對塔底再沸器蒸汽量的影響

以再生塔富胺液進(jìn)料溫度為變量，在貧液胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)43%、胺液循環(huán)量13 t/h、回流量1.8 t/h的條件下，考察進(jìn)料溫度對貧液中H2S質(zhì)量濃度及再生塔塔底溫度的影響，結(jié)果見表4所示。

表4 進(jìn)料溫度對貧液中H2S質(zhì)量濃度及再生塔

從表4中可以看出：隨著再生塔進(jìn)料溫度的上升，再沸器熱負(fù)荷下降，但貧液中H2S質(zhì)量濃度逐漸上升。

通過塔頂采出量的控制將貧液H2S質(zhì)量濃度維持在1 928 mg/L，考察進(jìn)料溫度對整個再生塔的影響?？疾旖Y(jié)果顯示：隨著進(jìn)料溫度的增加，塔底溫度基本不變，蒸汽耗量減少，因此應(yīng)該盡可能提高進(jìn)料溫度。當(dāng)進(jìn)料溫度為97 ℃時，在不增加換熱設(shè)備的情況下，可以通過定期清洗換熱器前過濾器等，提高換熱效率，降低蒸汽耗量。

4 模型應(yīng)用及優(yōu)化

通過建立溶劑再生模型和在模型的基礎(chǔ)上運用靈敏度分析，發(fā)現(xiàn)了裝置存在的問題。結(jié)合溶劑再生實際操作情況，在保證貧液質(zhì)量合格的前提下，利用模型的優(yōu)化功能對進(jìn)料量、進(jìn)料溫度及塔頂回流量等關(guān)鍵控制參數(shù)進(jìn)行調(diào)整。

4.1 優(yōu)化結(jié)果

針對標(biāo)定數(shù)據(jù)模型，在保證進(jìn)料量一定的前提下，對再生塔的回流量、蒸汽耗量、貧液H2S質(zhì)量濃度等關(guān)鍵控制參數(shù)進(jìn)行調(diào)整組合(主要調(diào)整項為降低塔頂回流量，從1.80 t/h降至1.65 t/h)。通過調(diào)整，再生塔塔底溫度為114.12 ℃，說明在保證胺液質(zhì)量的前提下，可以對再生塔的蒸汽能耗進(jìn)行有效控制。優(yōu)化前后工藝指標(biāo)如表5所示。

表5 再生塔工藝指標(biāo)優(yōu)化前后對比

4.2 根據(jù)模型對裝置實際操作進(jìn)行優(yōu)化

(1)優(yōu)化方法

優(yōu)化操作原則為保證胺液質(zhì)量的前提下系統(tǒng)總耗能最少。逐步減小回流量至1.3 t/h，將系統(tǒng)總熱量損耗減??；視產(chǎn)品質(zhì)量情況，提升塔頂溫度，減少蒸汽流量，避免產(chǎn)品不合格。

(2)實施結(jié)果

在保證塔產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，日常的優(yōu)化操作可以通過對汽提塔回流量、進(jìn)料溫度等關(guān)鍵控制參數(shù)進(jìn)行調(diào)整組合，實現(xiàn)對再生塔蒸汽能耗的有效控制。優(yōu)化措施實施后，可以節(jié)約蒸汽0.15 t/h。實施前后對比見表6。

表6 再生塔優(yōu)化措施實施前后對比

(3)存在的問題

由于裝置運行時間較長，導(dǎo)致酸性氣出裝置的流量計結(jié)鹽堵塞，酸性氣流量不準(zhǔn)；由于2#煉油催化裝置已于2012年停車，導(dǎo)致胺液循環(huán)量偏低，能耗較高；蒸汽調(diào)節(jié)閥運行中波動較大，導(dǎo)致蒸汽實時量不穩(wěn)定。

4.3 經(jīng)濟(jì)效益分析

采用模型進(jìn)行優(yōu)化后，效果較為理想，將現(xiàn)存問題解決后，還可繼續(xù)按模型進(jìn)行優(yōu)化，進(jìn)一步降低裝置能耗。在日常生產(chǎn)中采用優(yōu)化方案，汽提塔可節(jié)約蒸汽0.15 t/h，按蒸汽價格185元/t、全年運行8 400 h計算，年收益為23.31萬元。

5 結(jié)論

(1)以裝置實際運行數(shù)據(jù)為基準(zhǔn)建立優(yōu)化模型，在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，有效調(diào)控控制參數(shù)，特別是降低再生塔塔頂回流量，使汽提蒸汽用量和單耗明顯降低。

(2)胺液組分分析結(jié)果波動較大，并且沒有可靠方法完全掌握其組成，還需在今后的實際工作中進(jìn)一步檢驗。

(3)在2#煉油催化裝置停車的情況下，胺液循環(huán)量較低，模擬過程中T3203再生塔效率極低，裝置蒸汽耗量偏高，雖通過模擬優(yōu)化方案可以有一定的經(jīng)濟(jì)效益，但效益仍較低，故建議停2#煉油溶劑再生裝置，2#煉油胺液去4#煉油再生，以降低裝置能耗。