降低催化裂化干氣中C3+含量的模擬與優化

張德智，穆林森

（1.中國石油規劃總院，北京 100083；2.中國石油商業儲備油分公司，北京 100007）

丙烯主要的生產途徑之一是催化裂化［1］。降低催化裂化干氣中C3+含量是提高丙烯產量的有效措施，而吸收穩定系統是影響干氣組成的關鍵操作單元。某催化裂化裝置在運行過程中進行生產負荷的調整，干氣中含有大量C3+組分。為了回收干氣中的丙烯和丙烷，使用先進的流程模擬軟件AspenHYSYS 模擬分析了吸收穩定系統中的主要工藝操作變量，優化了主要工藝操作條件，有效降低了干氣中C3+的含量。

流程模擬技術在煉化過程中的優化應用［2］，已被證明是提高企業效益的有效手段。

1 吸收穩定系統模型的建立

1.1 物性方法選擇

物性方法的選擇是應用流程模擬軟件的關鍵步驟。在化工熱力學中的物性模型中，主要包含狀態方程模型和活度系數模型。

AspenHYSYS軟件是AspenTech公司研發的工程套件產品，它擁有強大熱力學物性計算性能［3］，還有理想模型和特殊體系的特殊模型［4］。由于研究體系的復雜性，目前還沒有1種物性方法能夠完美地適用于任何體系。針對不同的體系、物性環境和工藝流程需要選擇不同的物性方法［5，6］。石油煉制體系一般采用的是Peng-Robinson、SRK、BraunK10 和GraysonStreed 等方法。AspenHYSYS中還包含了選擇物性方法的引導工具，方便用戶使用。文中選用了Peng-Robinson物性方法。

1.2 模型建立

基于140×104t/a催化裂化裝置的工藝原則流程圖和實際生產運行數據，利用AspenHYSYS搭建吸收穩定模擬模型，流程見圖1。

圖1 吸收穩定模擬流程

由于4 塔都是板式塔，進行塔模擬時，可根據需求設定塔板數，亦可把實際板轉化為理論板進行模擬計算。根據塔板效率的選取經驗，吸收塔全塔塔板效率為20%～30%，解吸塔為40%～50%，穩定塔為75%～80%，再吸收塔為20%～25%［7］。

基于實際塔板數和塔板效率范圍，經模型核算，確定4塔理論塔板數：吸收塔實際塔板數36，總塔板效率28%，理論板數10；解吸塔實際塔板數36，總塔板效率39%，理論板數14；再吸收塔實際塔板數30，總塔板效率27%，理論板數8；穩定塔實際塔板數46，總塔板效率78%，理論板數36。

2 干氣中C3+含量的模擬優化分析

2.1 補充吸收劑流量對干氣中C3+的影響

基于吸收穩定系統模型，當補充吸收劑流量從15 t/h增至24 t/h時，干氣中C3+體積含量、液化氣量、穩定汽油量、干氣量、吸收塔1中負荷、吸收塔2中負荷、解吸塔熱負荷、穩定塔底熱負荷、穩定塔頂冷凝負荷、吸收穩定系統泵總功率、液化氣中C5+含量、液化氣中C1+C2含量和穩定汽油蒸汽壓等相關變量的計算數據見表1。

表1 補充吸收劑流量的模擬計算數據

由表1可知，干氣中C3+體積含量由5.29%降至2.61%；液化氣量由34.5 t/h 增至35.1 t/h；穩定汽油量維持在68.2 t/h；干氣量由6.9 t/h 降至6.4 t/h；吸收塔1中取熱負荷由547.2 kW 增至630.0 kW；吸收塔2中取熱負荷由372.6 kW 增至388.2 kW；穩定塔塔底熱負荷由8 516.5 kW 增至9 401.9 kW；穩定塔頂冷負荷由9 724.8 kW 增至9 976.3 kW；解吸塔熱負荷由5 286.6 kW 增至5 826.9 kW；吸收穩定單元的泵總功率由72.5 kW 增至81.1 kW；液化氣中C5+質量含量由1.353%增至1.520%；液化氣中C1+C2質量含量由0.018%增至0.036%和保持穩定汽油蒸汽壓為66.4 kPa不變。

通過模擬計算補充吸收劑流量增大，1 方面可以降低干氣中C3+含量，另1 方面穩定塔塔底熱負荷、塔頂冷負荷將會增大，解吸塔的負荷增大，吸收塔1 中取熱負荷、2 中取熱負荷增大。補充吸收劑量對干氣中C3+的影響見圖2。

圖2 補充吸收劑流量對干氣中C3+含量的影響

由圖2 可以看出，補充吸收劑流量與干氣中C3+含量基本成反比的關系。補充吸收劑流量超過22 t/h時，曲線斜率變化緩慢，說明在此區間內補充吸收劑流量對干氣中C3+吸收效果降低。通過模擬分析，建議調整補充吸收劑流量為22 t/h。

2.2 解吸塔冷熱進料比例對干氣中C3+的影響

通過模型調整解吸塔冷熱進料比例，當比值從0.1增至0.8時，其它參數變化情況見表2。

從表2可以看出，干氣中C3+體積含量由2.83%增至2.92%；穩定塔塔底熱負荷由8 544.2 kW 增至8 560.8 kW；穩定塔頂冷負荷由9 722.6 kW 降至9 666.9 kW；解吸塔負荷由5 258.7kW 增至7 962.6kW；吸收塔1 中取熱負荷由585.7 kW 增至597.9 kW；吸收塔2 中取熱負荷由377.8 kW 增至396.4 kW；液化氣量由35.15 t/h降至34.97 t/h；穩定汽油量為68.2 t/h；干氣量由6.46 t/h 增至6.56 t/h；吸收穩定系統的泵總功率維持在87.3 kW；液化氣中C5+質量含量是1.456%不變；液化氣中C1+C2質量含量由0.212%降至0.004%，穩定汽油蒸汽壓是66.45 kPa不變。

通過模擬計算分析可知，解吸塔冷熱進料比值增大過程中，吸收塔1 中、2 中的取熱負荷微增，解吸塔再沸器負荷增大，穩定塔塔底熱負荷微增，穩定塔塔頂冷凝負荷微降，液化氣中C1+C2的含量降低最為顯著。解吸塔冷熱進料對干氣中C3+含量的影響見圖3。

圖3 解吸塔冷熱進料對干氣中C3+含量的影響

由圖3 可以看出，熱進料有利于干氣中C3+含量降低，并且對裝置能耗是有利的。

通過模擬計算分析，建議保留實際生產中解吸塔冷熱進料0.12比值。

2.3 貧吸收油流量對干氣中C3+的影響

在模型中設定貧吸收油進塔溫度為30 ℃，調整貧吸收油量從20 t/h 增至30 t/h，模擬計算相關變量的數據見表3。從表3 可知，干氣中C3+體積由3.31%降至1.84%；穩定塔塔底熱負荷8 517.4 kW變化不大；穩定塔塔頂冷負荷9 769.5 kW 變化不大；解吸塔負荷5 233.9 kW 變化不大；吸收塔1 中取熱負荷597.5 kW變化不大；吸收塔2中取熱負荷386.7 kW 變化不大；液化氣量34.9 t/h變化不大；穩定汽油量68.2 t/h 變化不大；干氣量6.6 t/h 降至6.2t/h；吸收穩定單元的泵總功率83.3 kW 維持不變；液化氣中C1+C2質量含量未變；穩定汽油蒸汽壓是66.4 kPa 不變；吸收塔頂、塔底溫度變化很小。所以，調整貧吸收油的影響最大的是干氣中C3+含量。

表3 貧吸收油流量的模擬計算數據

模擬分析干氣中C3+組分的變化趨勢，見圖4。

圖4 貧吸收油量對干氣中C3+含量的影響

當貧吸收油入塔量從20 t/h 增至30 t/h 時，干氣中C3+組分體積含量由3.31%降至1.84%?？梢娫龃筘毼沼偷牧靠山档透蓺庵蠧3+組分含量。

2.4 吸收穩定模擬優化結果

設定3種方案。補充吸收劑流量分別18.0 t/h、22.0 t/h 和22.0 t/h；貧吸收油流量分別為25.0 t/h、25.0 t/h 和30.0 t/h。利用AspenHYSYS 的塔水力學核算功能，在確保吸收塔、再吸收塔、解吸塔和穩定塔負荷性能的正常前提下，模擬計算了3種優化方案，詳細數據見表4。

表4 吸收穩定系統降低C3+優化方案

（1）方案1。在確保穩定汽油和液態烴產品質量下，干氣中C3+含量降至2.805 %，液態烴多產0.272 t/h，回收丙烯0.163 2 t/h，回收丙烷0.031 9 t/h，回收重C40.151 5 t/h；

（2）方案2。在確保穩定汽油和液態烴產品質量下，干氣中C3+含量降至2.049%，液態烴多產0.484 t/h，回收丙烯0.232 2 t/h，回收丙烷0.044 3 t/h，回收重C40.159 8 t/h；

（3）方案3。在確保穩定汽油和液態烴產品質量下，干氣中C3+含量降至1.595%，多產液態烴0.484 t/h，回收丙烯0.265 8 t/h，回收丙烷0.050 8 t/h，回收重C40.177 94 t/h。

3 種方案中，均出現吸收塔中段取熱負荷增大、解吸塔再沸器負荷增大、穩定塔再沸器負荷和塔頂冷凝負荷增大等現象。

3 結束語

針對催化干氣中C3+含量偏高的生產問題，利用吸收穩定模型完成關鍵操作參數優化分析，得出調整補充吸收劑量和貧吸收油量是當前工況下降低干氣中C3+含量的可行措施。在保證4 塔正常操作工況下，如果補充吸收劑流量增至18.0 t/h 和貧吸收油流量為25.0 t/h，干氣中C3+含量可降至2.805%；如果補充吸收劑流量增至22.0 t/h 和貧吸收油流量25.0 t/h，干氣中C3+含量可降至2.049%；如果補充吸收劑流量22.0 t/h 和貧吸收油流量為30.0 t/h，干氣中C3+含量可降至1.595%。