楊魁智，涂彬，李長江，陳文良

（中國石油化工股份有限公司長嶺分公司，湖南岳陽 414000）

氣分裝置是分離液態(tài)烴混合物的最常見裝置。運用精餾原理根據(jù)混合烴中各組分的揮發(fā)度不同進(jìn)行多次部分汽化，同時又把產(chǎn)生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分離為所要求組分。某石化公司氣分裝置設(shè)計處理280 萬噸/年催化裂化裝置液態(tài)烴50萬噸/年，實際處理量為48.60 萬噸/年，采用常規(guī)三塔流程，裝置包括脫丙烷部分、脫乙烷部分和精丙烯部分。操作彈性為60%～110%，年開工8 400小時。對上游配套的催化裝置而言，加工負(fù)荷越大反應(yīng)深度越高效益越好，但這意味著催化裝置所產(chǎn)的液態(tài)烴量越大。而目前氣分最大進(jìn)料量僅為62 t/h（負(fù)荷率107%），繼續(xù)增加將出現(xiàn)運行瓶頸，這也導(dǎo)致催化裝置最大加工量為290 t/h且只能保持低反應(yīng)深度，控制液態(tài)烴產(chǎn)量嚴(yán)重限制了催化裝置效益的發(fā)揮。該文擬分析氣分裝置的負(fù)荷瓶頸，找出限制其增加負(fù)荷的主要原因并提出優(yōu)化措施或改造方案，確保上游催化裝置正常增加加工負(fù)荷而不受到氣分負(fù)荷瓶頸的限制。

1 裝置運行瓶頸分析

來自3#催化的液態(tài)烴經(jīng)精制脫硫化氫和硫醇后進(jìn)入氣分原料緩沖罐，而后進(jìn)入脫丙烷塔T101 脫丙烷。T101 頂?shù)谋楹捅┹p組分進(jìn)入脫乙烷塔T102分離，塔頂出碳2，塔底的丙烷和丙烯混合物進(jìn)入精丙烯塔T103A/B進(jìn)行分離，T103B塔頂出丙烯去成品罐區(qū)，T103A塔底出丙烷交液態(tài)烴組分進(jìn)成品罐區(qū)。T103A/B實際為一個丙烯精餾塔，總共有240塊塔盤，T103B為精餾段，T103A為提餾段。主要的工藝流程見圖1。氣體分餾裝置各分餾塔的主要設(shè)計參數(shù)和正常工況參數(shù)見表1，可看出正常工況的操作條件與設(shè)計值偏差不大。

表1 主要設(shè)計參數(shù)和正常工況參數(shù)

圖1 氣分裝置流程

當(dāng)氣體分餾裝置的加工負(fù)荷低于62 t/h 時產(chǎn)品質(zhì)量控制良好。一旦超過該負(fù)荷，裝置運行初期T101塔頂?shù)奶?含量會慢慢升高，塔底則會攜帶碳3，不僅會造成丙烯損失，也會影響后續(xù)T103的分離操作。其正常和大負(fù)荷工況（進(jìn)料量＞62 t/h）下的T101頂?shù)字饕a(chǎn)品質(zhì)量分析數(shù)據(jù)見表2。從表中可以看出大負(fù)荷工況下塔頂組分的碳4 含量低于正常工況，塔底碳3 含量卻遠(yuǎn)高于正常工況，說明超大負(fù)荷條件下T101分離效果變差，并有可能存在霧沫夾帶的現(xiàn)象使塔底帶碳3、塔頂帶碳4。出現(xiàn)這種情況后降低裝置加工量至62 t/h 以內(nèi)，經(jīng)過一天左右調(diào)整即可恢復(fù)至正常狀態(tài)，而采取提壓和調(diào)整回流量的方式均無法得到滿意效果。

表2 正常和大負(fù)荷工況T101 頂?shù)桩a(chǎn)品質(zhì)量數(shù)據(jù)

2 建模分析

由于實際中的調(diào)整回流、提壓等操作一般只會采用一種，為了系統(tǒng)分析氣分裝置的運行瓶頸采用AspenPlusV11 流程模擬軟件[1-5]建立氣分裝置分離模型，考察現(xiàn)有參數(shù)條件下各分餾塔分離能力、負(fù)荷瓶頸以及解決方案，并與實際運行結(jié)果進(jìn)行比對，為氣分大負(fù)荷下的優(yōu)化運行提供指導(dǎo)意見，確保催化裝置正常的加工提負(fù)荷不受氣分負(fù)荷瓶頸限制[6-8]。

2.1 化驗分析數(shù)據(jù)

采取串聯(lián)的形式將T101、102 和103 模型一次性搭建好，只需要輸入T101的進(jìn)料組成數(shù)據(jù)。由于液態(tài)烴的化驗分析組成差異不大，脫硫后的催化裝置精制液態(tài)烴化驗分析數(shù)據(jù)采用正常的化驗分析數(shù)據(jù)即可，如表3所示。分餾塔操作條件詳見表4。

2.2 進(jìn)料條件

選擇T101進(jìn)料65 t/h作為進(jìn)料條件，此條件下氣分裝置已達(dá)到正常負(fù)荷的112%，無法長時間維持。T103A/B在建模時當(dāng)成一個分餾塔考慮。

2.3 模擬過程

輸入相應(yīng)的控制條件，T101為塔頂不帶碳4（小于0.01%），塔底少帶碳3（小于0.01%），T103控制塔頂丙烯的含量大于等于99%。流程模擬如圖2 所示，將表3、表4中的數(shù)據(jù)輸入流程模擬軟件中后得到的結(jié)果如表5所示。從表5可以看出，T101和T103在此操作條件下所得到的產(chǎn)品質(zhì)量能滿足工藝卡片要求。T103底物流的丙烯含量為5.65%，指標(biāo)要求小于3%，此時再提塔頂物流的抽出量時塔頂物流的丙烯純度會降低，說明此時T103 的分離能力已達(dá)到上限，65 t/h 已達(dá)其負(fù)荷瓶頸，對此操作條件下的結(jié)果進(jìn)行分析能夠較好的說明存在的問題。

表3 T101 的進(jìn)料化驗分析數(shù)據(jù)

表4 氣分裝置各分餾塔的操作條件

圖2 氣分裝置流程模擬

表5 氣分裝置模型擬合的結(jié)果

3 模型討論

3.1 塔盤水力學(xué)核算

T101、102和103的塔盤水力學(xué)參數(shù)如表6所示，這里浮閥型號未知，但根據(jù)形狀可以判斷是“T”字型浮閥，故選擇浮閥的類型為FLEX-TO。將表中的參數(shù)輸入流程模擬軟件，可以得到各分餾塔的水力學(xué)核算結(jié)果。

表6 氣分裝置各分餾塔的水力學(xué)參數(shù)

3.1.1 T101 分析

經(jīng)流程模擬軟件計算，T101從第50塊塔盤起塔盤%液泛率大于80%，最大為第63塊塔盤87.36%。T101的塔盤狀態(tài)結(jié)果如表7所示，可看出第35—65塊塔盤降液管流速過快，存在降液管堵塞可能；此外第50—65塊塔盤氣相部分密度過大，說明氣相中存在液體，存在液泛可能，說明分餾塔底已超負(fù)荷運行。

表7 T101 塔盤狀態(tài)

3.1.2 T102 分析

T102 塔內(nèi)液相負(fù)荷最大的為第45 塊塔盤，%液泛率為34.62%，負(fù)荷較低。T102 的塔盤狀態(tài)結(jié)果如表8所示，從表中可以看出軟件計算顯示T102漏液，說明該分餾塔運行負(fù)荷低于設(shè)計值，分餾塔分離效果不好，這與催化液態(tài)烴組分中幾乎不含碳2組分有一定關(guān)系。

表8 T102 塔盤狀態(tài)

3.1.3 T103 分析

T103塔內(nèi)液相負(fù)荷最大為第240塊塔盤，%液泛率為46.62%，塔盤上的液相負(fù)荷并不太高。T103的塔盤狀態(tài)結(jié)果如表9所示，從表中可以看出T103上半部分塔段（對應(yīng)T103B）存在降液管堵塞可能，下半部分塔段189—240塊塔盤（對應(yīng)T103A）存在降液管堵塞可能。這說明此時T103已經(jīng)超負(fù)荷運行。

表9 T103 塔盤狀態(tài)

3.2 操作調(diào)整解決方案

氣分的三個分餾塔中T101 在此操作狀態(tài)下超負(fù)荷運行最嚴(yán)重，塔底的50—65塊塔盤存在霧沫夾帶可能。T102處于低負(fù)荷運行，塔盤上存在漏液可能，但催化過來的液態(tài)烴組分本身幾乎不含碳2，即使含碳2也可以通過塔頂間斷排不凝氣來解決，故不需要對其調(diào)整。T103也超負(fù)荷運行，但屬于降液管超負(fù)荷，通過軟件計算，操作調(diào)整無法實現(xiàn)所有塔盤不出現(xiàn)降液管負(fù)荷過大的現(xiàn)象，需要改造塔盤。氣分裝置提負(fù)荷時，T101若無法分離，后續(xù)產(chǎn)品質(zhì)量無法得到保障。而T103負(fù)荷不夠時，保持塔頂丙烯產(chǎn)品質(zhì)量，盡可能多分離出丙烯即可。故重點應(yīng)放在T101的操作調(diào)整上，解決T101的負(fù)荷瓶頸。

由于T101 的回流量已經(jīng)較大且回流量調(diào)整不易控制，選擇調(diào)整塔壓作為解決方案。調(diào)整T101的操作壓力分別提高和降低50 kPa，T101的分離結(jié)果如表10所示，此時T101的塔盤運行狀態(tài)如表11所示。從表10 中可以看出增加和減少壓力50 kPa 不會對分餾塔的分離效果產(chǎn)生影響；從表11可以看出增加壓力時分餾塔底的霧沫夾帶現(xiàn)象更加嚴(yán)重；減少壓力時霧沫夾帶現(xiàn)象會有所緩解。故現(xiàn)有條件下T101可以通過降低分餾塔的壓力來緩解提負(fù)荷時的霧沫夾帶現(xiàn)象。而將操作壓力降低250 kPa 時，流程模擬軟件顯示塔盤上存在氣阻，故壓力也不能降低太多，需控制在150 kPa以內(nèi)。

表10 T101 壓力調(diào)整后分離結(jié)果

表11 T101 壓力調(diào)整后塔盤狀態(tài)

4 實施效果

2020年5月份起氣分裝置的各分餾塔開始按照模型運算的結(jié)果進(jìn)行調(diào)整。表12 列出了調(diào)整前后以68 t/h 的進(jìn)料為對比，氣分裝置各分餾塔的操作參數(shù)。從表中可以看出主要的操作調(diào)整只是T101的分餾塔操作壓力由絕壓1.9 MPa降低到了1.8 MPa，其他分餾塔的操作壓力沒有變化，此外所有分餾塔的回流量也未有大幅調(diào)整。表13 列出了進(jìn)料68 t/h 時調(diào)整前后T101 實際運行過程中的塔頂碳4 和塔底碳3 化驗分析數(shù)據(jù)。從表中可以看出，調(diào)整塔壓后大負(fù)荷下塔頂未再出現(xiàn)塔頂帶碳4 和塔底帶碳3分離能力不夠的現(xiàn)象，分餾塔的塔頂和塔底產(chǎn)品質(zhì)量未受到影響。此外，由于調(diào)整幅度不大，裝置的運行能耗無明顯變化，但T101 的分離情況明顯改善，在后續(xù)氣分提負(fù)荷過程中可以在65 t/h 穩(wěn)定運行，最大到了72 t/h 穩(wěn)定運行，確保了催化的加工負(fù)荷不受氣分裝置的影響，保證了催化裝置效益的發(fā)揮。

表12 各分餾塔參數(shù)調(diào)整前后對比

表13 進(jìn)料68 t/h 時T101 調(diào)整塔壓前后塔頂塔底化驗分析數(shù)據(jù)

從前面的模型運算可以看出在大負(fù)荷運行條件下T101分離能力已無法滿足要求，為確保裝置的穩(wěn)定運行，后續(xù)在2021 年大檢修期間對T101 的分餾塔塔盤采取了更換浮閥類型并增加開孔率的方式進(jìn)行改造。改造后運行良好，配合降壓策略，在大負(fù)荷條件下可以更加穩(wěn)定運行。

5 結(jié)論

氣分裝置的負(fù)荷瓶頸在于T101 和T103，其中T103只影響丙烷丙烯的分離，不會對整個裝置加工負(fù)荷造成影響，關(guān)鍵的調(diào)整在于T101。

高負(fù)荷運行條件下T101 塔底48—65 塊塔盤上存在著降液管流速大和塔盤氣相密度大的問題，存在液泛可能，較好的解釋了高負(fù)荷下T101會出現(xiàn)塔頂帶碳4、塔底帶碳3，分離能力不夠的現(xiàn)象。

與日常操作中分離能力不夠時通過提壓來增加分離能力不同，通過降低T101的操作壓力，降低幅度控制150 kPa以內(nèi)，可以減緩T101塔底液泛現(xiàn)象，從而保證T101塔頂和塔底產(chǎn)品的質(zhì)量穩(wěn)定，確保了催化的加工負(fù)荷不受氣分裝置影響。