加氢裂化装置产品分馏过程模拟及优化_熊伟庭.pdf

第 33 卷第 1 期广东石油化工学院学报Vol 33No 12023 年 2 月Journal of Guangdong University of Petrochemical TechnologyFebruary 2023加氢裂化装置产品分馏过程模拟及优化熊伟庭(中国石化股份有限公司 茂名分公司炼油分部，广东 茂名 525000)摘要:为了研究加氢裂化装置产品分馏过程，指导装置生产，提高装置经济技术指标及运行水平，在此采用炼油过程模拟软件 PO/，模拟了加氢裂化装置产品分馏过程，在模拟的基础上结合装置生产对产品分馏过程进行研究分析。首先利用标定数据对加氢裂化装置产品分馏过程进行模拟，研究分馏过程，并与标定数据进行对比，验证模拟的可靠性及准确性，分析分馏塔内的状况。然后，利用模拟研究了改造后的另一工况，结果与实际操作相符。最后对产品分馏的工况进行了研究，分析了分馏过程的影响因素，对装置产品质量调节起到指导作用，并提出了优化方法。关键词:加氢裂化;分馏;模拟;优化中图分类号:TE96文献标识码:A文章编号:2095 2562(2023)01 0018 06加氢裂化装置是炼油厂创效的重点装置，在加氢裂化反应转化率一定的情况下，对反应产物的分馏影响到加氢裂化装置能耗及产品的收率1，2，研究加氢裂化装置产品分馏过程具有重要意义。目前，对加氢裂化装置的研究主要以加氢裂化装置的催化剂为主。国内学者卢建翔等根据物料平衡、能量平衡和反应动力学方程，建立了加氢裂化反应器的数学模型3，将不同的工业数据对模型进行了验证，所建立的模型能较好反映加氢裂化装置性能并预测加氢裂化主要产品的收率分布及反应器的温度分布。李群勇等用正交配置法模拟加氢裂化反应器4，建立了加氢裂化反应器6 集总动态机理模型，模型能较好地模拟和预测加氢裂化产品的收率分布和反应器的温度分布，具有较高的预测精度，模型可靠。然而，对于加氢裂化装置分馏系统的研究分析较少，刘光辉等5 使用流程模拟软件 UniSim Design，数值模拟了加氢裂化减压分馏过程并对模拟进行了分析优化，解决了减压分馏所得产品航空煤油与柴油不符合要求的问题。中国石化集团茂名石油化工公司 110 万吨/年加氢裂化装置于 2011 年 8 月进行了分馏系统节能改造，分馏工艺由重沸炉变为蒸汽汽提。本文主要针对中国石化集团茂名石油化工公司 110 万吨/年加氢裂化装置产品分馏过程进行分析研究，结合质量传递、热量传递以及动量传递等分离理论6 8，采用先进的炼油过程模拟软件 PO/对产品分馏塔进行模拟，分析分馏塔内的状况，探讨影响分馏的操作参数，提出优化的操作。1加氢裂化装置产品分馏工艺1 1加氢裂化产品分馏工艺流程加氢裂化装置反应流出物经换热冷却进入低压分离器，低分油再经换热提温后经过脱硫化氢汽提塔 T101，将轻石脑油以上组分脱除，T101 塔底油经过分馏加热炉 F103 后进入到产品分馏塔 T103 进行产品分馏，产品分馏流程见图 1。1 2产品分馏过程操作参数对加氢裂化装置分馏系统改造前、后进行了标定，图 1加氢裂化装置产品分馏过程收稿日期:2022 08 19;修回日期:2022 08 27作者简介:熊伟庭(1985)，男，江西宜春人，硕士，高级工程师，主要从事炼油工艺技术管理工作。标定期间装置稳定运行，为产品分馏模拟提供了充分准确的数据。利用改造前后的标定数据对装置分馏部分进行了模拟。产品分馏过程参数见表 1，其中，T105 为航煤侧线汽提塔。表 1产品分馏过程参数项目改造前改造后装置处理量/(t/h)119 00120900转化率/%680067000T101 底温/228 90230300F103 出口温度/338 90329100T103 压力/MPa0 050015T103 顶温/115 30121600T103 顶回流温度/393041700T103 中段回流/(t/h)199 41180490项目改造前改造后T103 中段回流温度/2399022000T103 汽提蒸汽/(t/h)477431过热蒸汽温度/4772032910航煤抽出温度/1813017890T105 底温/2023020860柴油抽出温度/26720252407 号白油料抽出温度/3029029340T103 底温/32190305401 3产品分馏过程物料平衡及产品性质产品分馏塔 T103 物料平衡见表 2。改造前、后产品质量分析结果见表 3。表 2产品分馏塔物料平衡单位:t/h项目重石流量航煤流量柴油流量7 号白油料流量尾油流量T103 进料量改造前11 243595111111944176112改造后12 513453112012144208111表 3改造前、后产品性质项目密度/(kg/m3)初馏点/10%/30%/50%/70%/90%/终馏点/改造前重石脑油739 871 5980109115512251350147航煤801 015201645177195521502465275柴油814 0196026553053145328034603547 号白油料819 323953085338344035753755384尾油831 219304220440457047404960508改造后重石脑油80 010751261465航煤817 5176518802152640288柴油1925246030033207 号白油料289531653433765尾油838 71800388042444546048802产品分馏过程模拟及工况研究2 1产品分馏过程模拟根据装置标定数据对产品分馏过程进行模拟，建立产品分馏过程模型。模拟的产品分馏过程如下:分馏塔 T103 塔板数为 37，进料为第 28 块板，冷凝器采用全凝器;航煤从第 9 层塔板抽出进入到航煤侧线汽提塔 T105 第 1 块板，T105 顶气返回 T103 第 7 块板;柴油从 T103 第 19 层抽出，中段回流从第 19 层抽出，换热后返回到 T103 第 17 块板;7 号白油料从T103 第 25 层抽出，尾油从 T103 底抽出，汽提蒸汽从塔底吹入，各产品换热简化降温后出装置。2 2模拟结果及分析2 2 1分馏塔内气液相流率分布分馏塔内气液相流率分布见图 2。由图 2 可知，第一块板气相流量为 0，在进料位置 28 块板处，图 2分馏塔内气液相流率分布进料闪蒸汽化，气相流率大幅增加，液相流量在第 25 块板抽出 7 号白油料，所以液相流量下降明显，在第91第 1 期熊伟庭:加氢裂化装置产品分馏过程模拟及优化37 块板抽出了尾油，所以在 37 块板，液相流量为 0。在 19 块板到 17 块板，气相流量下降明显，液相流量明显上升，主要是因为中断回流取热。同时第 19 块板液相流量下降，因为抽出了柴油。第 9 块板抽出了航煤，液相流量显著下降，航煤侧线塔返第 7 块板，气相有所增加。2 2 2分馏塔内温度压力分布分馏塔内温度及压力分布分别见图 3、图 4，同时将实际值与模拟值对比。由图 3 可知分馏塔内的温度分布规律，在各抽出口抽出产品后各板温度上升速率较快，且实际值与模拟值吻合，反映了模拟的准确性及可靠性。压力分布规律大致如图4 所示，反映了分馏塔内的压力分布。图 3分馏塔内温度图 4分馏塔内压力分布2 2 3产品馏程将分馏过程模拟的产品重石和航煤、柴油和 7 号白油料及尾油和分馏塔进料的馏程与实际馏程对比，分别见图 5、图 6、图 7。图 5重石和航煤馏程图 6柴油和 7 号白油料馏程图 7尾油和分馏进料馏程从图 5、图 6、图 7 可知，产品重石、航煤、柴油、7 号白油料及尾油的馏程实际值与模拟值吻合较好，且初馏点和终馏点都在产品质量范围允许值内，模拟的产品性质与实际性质较接近。尾油的初馏点实际值与模拟值相差较大，主要原因在于装置位于进料以下部分塔盘分离效果受限，导致极少部分轻组分在塔底，可以通过更换高效塔盘提高尾油初馏点(HK)。通过模拟，得到了分馏进料馏程拟合曲线，对产品分馏实际生产操作起到指导作用。2 3产品分馏过程的工况研究及优化为了提高柴油初馏点，在原有流程基础上增加一个柴油侧线汽提塔，柴油从 T103 第 19 层抽出，柴油侧线汽提塔用蒸汽汽提，汽提塔顶气返回分馏塔 T103 第 19 层塔盘，同时降低分馏塔操作压力为 0 015MPa，对新工况进行研究，重新对产品分馏过程进行了模拟。2 3 1工况研究结果及分析由模拟结果可知，塔内气液相流率与未增加柴油汽提塔时基本相同，然而，由于分馏塔操作压力降为0 015 MPa，塔内温度分布及压力影响较大，温度、压力分布见图8、图9。由图 8 可知，模拟值与实际值吻合图 8塔内温度分布图 9塔内压力分布02广东石油化工学院学报2023 年较好，反映了分馏塔操作压力调整后分馏塔内的温度分布值。由于分馏塔操作压力下降，分馏塔的温度沿塔由上到下均下降。塔内压力分布较好地反映了塔内的压力分布情况。2 3 2馏程结果与分析馏程模拟结果与实际结果对比见表 4。表 4模拟结果与实际结果对比单位:初馏点(HK)实际值模拟值10%实际值模拟值50%实际值模拟值90%实际值模拟值重石脑油80 065 8910759350126115711465137 55航煤1765150901880161 9721519565264024974柴油1925193282460225 58300312863320343727 号白油料2895229563165308 9934335458376544973尾油1800341563880410 7144546246488498 98由表 4 可知，增加柴侧线汽提塔后，各产品馏程与增加柴油侧线汽提塔后的馏程的实际值与模拟值接近，初馏点与实际值有差别，主要是因为装置原料油油种变化频繁。从模拟结果可以看出，未增加汽提塔前，柴油初馏点模拟值为 182，增加汽提塔后为 193，柴油初馏点提高 11。2 3 3操作条件分析及优化分析操作条件变化规律，有利于操作优化调整。(1)柴油侧线塔汽提蒸汽量与柴油初馏点的关系以及 T103 汽提塔蒸汽量与尾油初馏点的关系见图 10。图 10 表示汽提蒸汽量与初馏点的关系。柴油侧线汽提塔汽提蒸汽量增加，柴油初馏点增加，当汽提蒸汽量增加到 250 kg/h 时，柴油初馏点增加到195。分馏塔底尾油初馏点在吹入汽提蒸汽 4000图 10汽提蒸汽量与初馏点的关系kg/h 时，尾油初馏点大于 340，比实际用量少 310 kg/h。(2)各侧线产品抽出量对各产品终馏点的影响见图 11 图 13。图11航煤抽出量对各产品终馏点影响图 12柴油抽出量对各产品终馏点影响图137 号白油料抽出量对各产品终馏点影响分馏塔各侧线的抽出量对分馏塔侧线产品终馏点的影响关系可以给实际生产操作提供指导。从图11 可以看出，在抽出量研究范围内，航煤抽出量主要是影响航煤终馏点，柴油终馏点和 7 号白油料终馏点影响较小。从图 12 图 13 可以看出，在抽出量研究范围内，柴油抽出量对航煤终馏点有影响，柴油本身影响较小，因此，可以适当增加柴油抽出量，提高柴油产量。2 4柴油汽提塔增加前后对比2 4 1汽提塔增加前后产品密度对比产品密度对比见表 5。12第 1 期熊伟庭:加氢裂化装置产品分馏过程模拟及优化表 5产品密度模拟值与实际值单位:kg/m3项目T103 进料重石航煤柴油7 号白油料尾油分析739880108140819 38312标定模拟808 2738 4800 28121817 48331汽提模拟808 2738 4799 78122818 58331从表 5 可知，产品密度模拟值与实际值基本一致。2 4 2汽提塔增加前后物料平衡汽提塔增加前后物料平衡见表 6。表 6物料平衡关系单位:t/h项目T103 进料重石航煤柴油7 号白油料尾油标定11211243595111111 9441 76标定模拟1121136359211 111941 75汽提模拟1121141356914 01