張 龍 ，方向晨 ，趙亞新，寧愛民

（1 中國石化撫順石油化工研究院，遼寧 撫順 113001；2 中國石化塔河分公司，新疆 庫車 842000）

塔河石化分公司2#常減壓蒸餾裝置設(shè)計原油加工能力為3.5 Mt/a[1]，減壓處理量為0.4 Mt/a，主要加工塔河重質(zhì)原油。加工流程為閃蒸塔-常壓爐-常壓塔-減壓爐-減壓塔，稱之為二爐三塔方案。常壓拔出率僅為24.97%，常壓重油的API°為7.3，殘?zhí)亢窟_到22.6%，鎳+釩含量高，為346.0μg/g，適宜采用焦化工藝加工。但其在＞410℃、＞450℃、＞480℃時減壓渣油的質(zhì)量收率均較高，分別為64.26%、56.86%、51.90%；20℃密度均大于1.0000 g/cm3；膠質(zhì)+瀝青質(zhì)含量均較高，分別為46.3%、50.4%、53.1%[2]，是生產(chǎn)A 級瀝青產(chǎn)品的好原料[3]。為此，塔河石化分公司采用大常壓小減壓技術(shù)方案，大部分常壓重油去延遲焦化裝置，少量常壓重油經(jīng)減壓蒸餾來生產(chǎn)A 級瀝青產(chǎn)品的減壓渣油原料。

近年來，由于塔河原油重質(zhì)化[1]、劣質(zhì)化趨勢加重，塔河石化分公司減壓蒸餾裝置出現(xiàn)減壓渣油閃點指標(biāo)偏低且波動較大、蠟油餾分中瀝青質(zhì)和重金屬含量較高等問題，已嚴(yán)重影響了A 級瀝青產(chǎn)品的正常生產(chǎn)。為了保證A 級瀝青產(chǎn)品的生產(chǎn)要求，企業(yè)曾采用外購減壓餾分油摻入減壓進料中參與減壓蒸餾，以此來提高減壓渣油的閃點。實際運行表明，這樣不僅造成物料重復(fù)加工，增加了裝置負荷和能耗；而且外購減壓餾分油調(diào)運困難，增加生產(chǎn)成本。為此，對塔河石化常減壓裝置減壓蒸餾進行模擬計算分析，以便為減壓深拔操作生產(chǎn)A 級瀝青產(chǎn)品[4]提供依據(jù)。

1 流程模擬

1.1 模擬流程

為了確保模型的準(zhǔn)確性，模擬從原油閃蒸塔開始模擬，以常壓側(cè)線產(chǎn)品和常壓重油的餾程來校準(zhǔn)模型的可靠性。模型包括閃蒸塔、常壓塔、減壓塔，模擬流程見圖1所示。原油為塔河重質(zhì)原油，具體性質(zhì)見表1所示。為了準(zhǔn)確反應(yīng)裝置生產(chǎn)的實際狀況，模擬條件設(shè)定與裝置實際操作條件一致，模擬設(shè)定條件見表2所示。

1.2 模型方法的選擇

基于常減壓蒸餾裝置常壓和真空原油系統(tǒng)，為非極性物系，模型熱力學(xué)方法采用BK-10 物性選擇集。汽、液相的焓值采用Johnson-Grayson 法計算，液相密度采用API 法計算[5]。模擬過程中，閃蒸塔計算采用Refinery 估算方法，常壓塔計算采用Conventional 估算方法，減壓塔采用Simple 估算方法[6]。常壓塔模擬中常二線、常三線帶有側(cè)線汽提塔，把主塔模擬的Damping Facting 設(shè)為0.8。

1.3 模擬結(jié)果分析

表3 給出了模擬數(shù)據(jù)與裝置標(biāo)定數(shù)據(jù)對比，表4 出了減壓塔主要液相產(chǎn)品分餾精度對比。

從表3 數(shù)據(jù)對比可以看出：減壓塔的模擬數(shù)據(jù)與生產(chǎn)實際較為貼近，只有塔減一中循環(huán)和減二內(nèi)回流量相對誤差較大。減一中循環(huán)模擬值為12 406 kg/h，生產(chǎn)實際值為8600 kg/h；減二內(nèi)回流模擬值為8236 kg/h，生產(chǎn)實際值為10 700 kg/h，這主要是塔河石化減壓塔實際生產(chǎn)有關(guān)。塔河石化減壓塔為了避免塔頂腐蝕，控制塔頂溫度較高，減一中循環(huán)取熱量較小，而模擬中雖然規(guī)定了塔頂溫度與實際一致，但在中段循環(huán)設(shè)置中給定了取熱溫差，形成了循環(huán)量與實際有差值。但兩者計算是相互獨立的，并不影響減壓塔計算結(jié)果。減二內(nèi)回流的差值主要與塔河石化在生產(chǎn)操作中在減二內(nèi)回流位置注入焦化CGO 有關(guān)。從表4 可以看出，減一線和減二線模擬計算值與實際值基本一致，減壓渣油實際初餾點偏低，主要是塔河石化汽提段塔板效率低下，造成汽提效率不好，輕餾分沒有汽提上去所致。經(jīng)模擬計算證實：一塊理論板模擬條件下，減二線與減壓渣油的分離清晰度好于實際生產(chǎn)操作，故實際生產(chǎn)中減壓塔汽提段塔板效率不足一塊理論板。且減壓塔進料溫度偏低、閃蒸段真空度不夠，使得進料中大量輕餾分沒有充分閃蒸氣化。

表1 塔河重質(zhì)原油性質(zhì)

表2 模擬設(shè)定條件

圖1 塔河石化常減壓蒸餾裝置模擬流程

表3 模擬數(shù)據(jù)與裝置標(biāo)定數(shù)據(jù)比較

表4 減壓塔液相產(chǎn)品分餾精度對比 單位：℃

為了進一步分析塔內(nèi)傳質(zhì)狀況，為減壓塔側(cè)線采出及取熱比例分配提供依據(jù)，根據(jù)模擬計算結(jié)果做出減壓塔氣液相負荷分布圖，見圖2所示。從圖2 可以看出，塔內(nèi)氣液相流量在每一中段回流返回板（第1 塊、第7 塊板）出現(xiàn)較大波動，氣相負荷在每一中段回流塔板處流量突升，而液相負荷則明顯下降。為了更準(zhǔn)確地判斷該塔操作狀況，對塔在各段進行水力學(xué)核算。

圖2 減壓塔氣、液相負荷分布圖

2 減壓塔水力學(xué)核算與分析

2.1 塔工藝結(jié)構(gòu)及水力學(xué)核算

針對塔河常壓重油的特性，塔河石化減壓塔在設(shè)計中，分別在減一中循環(huán)、減一線/減二線分餾段、減二中循環(huán)設(shè)置2000 mm、2200 mm、1600 mm的規(guī)整填料，在塔洗滌段和汽提段分別設(shè)置6 塊、4塊塔板。該塔塔徑為φ2000 mm/3600 mm/2000 mm。根據(jù)該塔工藝結(jié)構(gòu)，模擬所得的減壓塔物性參數(shù)，采用SULPAK3.0 分段對減壓塔塔進行水力學(xué)計算，計算結(jié)果列于表5。

2.2 結(jié)果分析

從減壓塔分段水力學(xué)核算結(jié)果看出，塔內(nèi)各段氣相負荷較小，氣速偏低，特別是對于真空操作的系統(tǒng)，其氣相F因子則顯得更低。各段液泛因子都小于80%，且較低。從中可以得出，該減壓塔負荷足夠，各段不存在氣相返混和霧沫夾帶，無淹塔現(xiàn)象發(fā)生。但氣液相負荷偏低造成了塔內(nèi)氣、液分布不均勻，填料表面持液量較小，嚴(yán)重影響了氣液相間的傳質(zhì)，使填料效率大大降低。最終使塔分離精度下降。從流程模擬數(shù)據(jù)來看，減壓塔進料氣化率較低，且塔汽提段效果不好，使得塔氣相負荷降低，進而影響了塔內(nèi)回流及液相負荷，使塔分離精度低下。

表5 減壓塔水力學(xué)核算結(jié)果

此外，塔河石化在實際生產(chǎn)中，從減二中回流引8000 kg/h 焦化CGO 進入塔內(nèi)。由于焦化蠟油餾程范圍較寬，既含有10%的柴油輕組分，也含有高沸點的渣油成分，其進料位置與減二線抽出集油箱相鄰，進入減壓塔后會嚴(yán)重影響減壓塔的濃度分布，造成輕重組分濃度返混，也使減壓塔分餾精度變差。

3 減壓蒸餾改進

3.1 存在問題分析

根據(jù)以上操作及產(chǎn)品分析數(shù)據(jù)與模擬計算結(jié)果的對比，可以看出模擬計算與實際基本吻合，反映了該裝置生產(chǎn)的實際狀況；又對減壓蒸餾塔進行水力學(xué)計算，可以看出目前塔河石化減壓蒸餾存在以下問題。

（1）減壓渣油初餾點及10%點溫度過低，造成渣油閃點偏低，影響后續(xù)瀝青的質(zhì)量。

（2）減壓塔結(jié)構(gòu)不合理，減壓塔側(cè)線數(shù)量少，只有兩個側(cè)線產(chǎn)品，使塔的產(chǎn)品質(zhì)量調(diào)節(jié)余地很小。同時沒有過氣化油采出，導(dǎo)致過氣化油進入塔底渣油中，增加渣油中輕餾分含量。另外，減壓塔調(diào)節(jié)手段單一，降低塔操作彈性。減二線蠟油中柴油餾分含量高，無法滿足用減壓重餾分調(diào)節(jié)減壓渣油針入度用油的要求。

（3）減壓塔分餾精度差，減一線和減二線、減二線和減底渣油餾程重疊度大，模擬計算表明，減一線、減二線分離段理論板數(shù)小于1 塊，洗滌段（1#～6#塔盤段）理論板數(shù)小于1 塊。

（4）焦化蠟油注入減二中內(nèi)回流不合理。分析結(jié)果表明，焦化蠟油組分偏輕且餾程范圍較寬，50%點只有390℃，＜350℃的餾分高達15%～20%；且既含有10%的柴油輕組分，也含有高沸點的渣油成分。而在減二中回流位置塔內(nèi)溫度只有275℃，且與減二線抽出集油箱相鄰，進入減壓塔后嚴(yán)重影響減壓塔的濃度分布，造成輕重組分濃度返混，使減壓塔分餾精度變差。

（5）模擬計算表明塔進料氣化率及塔內(nèi)氣相負荷偏低。減一內(nèi)回流偏低，減二內(nèi)回流也較低，洗滌段氣液負荷量很小，致使洗滌段塔盤分離效率很低，這也是造成減壓渣油初餾點偏低的重要因素。

（6）從塔河原油評價數(shù)據(jù)來看，＞410℃減壓渣油的質(zhì)量收率為64.26%，而實際生產(chǎn)減壓渣油收率相比較大。而減壓蠟油的干點卻很高，可以推斷：減壓蠟油中夾帶了部分重組分。原因應(yīng)是減壓塔進料分布器霧沫夾帶嚴(yán)重，或減壓塔洗滌段操作不好或分離精度不夠。

（7）從塔河原油評價數(shù)據(jù)來看，＜350℃餾分的收率為32.97%，而實際生產(chǎn)數(shù)據(jù)為24.79%，常壓重油中＜350℃餾分收率在5%～10%之間；常壓拔出率偏低。

3.2 改進措施

針對該裝置減壓蒸餾存在的問題，依據(jù)模型優(yōu)化和水力學(xué)核算的結(jié)果，對該裝置提出如下改進措施。

（1）停止焦化蠟油進料，或改變焦化蠟油進料方式。模擬證明：焦化蠟油注入減壓塔是影響減二線與減壓渣油分離精度的主要原因，如果取消焦化蠟油入減壓塔的措施，減壓塔的氣相負荷會減少40%，相應(yīng)的液相負荷也會有急劇下降，造成部分塔盤處于干板狀態(tài)，為此，需停止焦化蠟油進減壓塔，改變焦化蠟油進料至常壓爐前或減壓爐前。

（2）提高常壓塔拔出率。通過提高常壓爐出口溫度和常壓塔汽提蒸汽量來提高常壓塔拔出率，以減少減壓進料中＜350℃餾分含量。圖3 給出了常壓塔汽化段溫度對常渣中柴油含量的影響。從圖可以看出，提高常壓爐出口溫度和提高塔底汽提蒸汽流量對減少常渣中柴油含量有明顯作用。

（3）優(yōu)化塔取熱比例。增大減壓塔減一頂循環(huán)量，減少減二線采出，增大減二內(nèi)回流量，以提高減一線柴油/減二線、減二線/減壓渣油的分離精度。

（4）塔設(shè)計改造。拆除減壓塔原洗滌段1～6層塔盤，采用高效規(guī)整填料技術(shù)，新增減三線分餾段、減三線采出、洗滌段、過汽化油采出。

3.3 改進效果分析

圖3 常壓塔汽化段溫度對常渣中柴油含量的影響

采用現(xiàn)狀分析的計算模型，對改進方案進行了模擬結(jié)果研究。模擬流程如圖4所示，改變焦化蠟油進料從減二中回流至減壓爐前，增加減壓塔減三線采出和過汽化油采出。同時對減壓塔取熱比例進行了優(yōu)化操作。過汽化油可以注入減壓渣油中，調(diào)節(jié)瀝青產(chǎn)品針入度對減壓渣油的要求。

從對減壓蒸餾改進后的計算模型得出減壓產(chǎn)品餾程數(shù)據(jù)與實際工況的數(shù)據(jù)對比列于表4。從表4 可以看出，減壓渣油的初餾點為402.98℃，完全可以保證其作為瀝青原料對閃點的要求，同時在減壓爐前加入焦化蠟油組分，一方面回收了焦化蠟油中的柴油餾分；另一方面補充了減壓渣油中對瀝青產(chǎn)品針入度有貢獻的餾分，從而滿足生產(chǎn)A 級瀝青產(chǎn)品的要求。同時可以看出，減壓各側(cè)線餾分間的分餾精度大大改善，產(chǎn)品重疊度大大降低，減三線抽出的95%點為437.95℃，是質(zhì)量較好的蠟油產(chǎn)品。

4 結(jié)論

利用PROⅡ和SULPAK3.0 對塔河石化減壓塔進行流程模擬和塔水力學(xué)進行了水力學(xué)計算，分析當(dāng)前裝置存在的問題，提出了為滿足A 級瀝青產(chǎn)品生產(chǎn)的減壓深拔措施和方案，得出如下結(jié)論。

（1）造成塔河石化當(dāng)前減壓渣油生產(chǎn)A 級瀝青產(chǎn)品閃點偏低的主要原因是塔分離精度不夠。

（2）通過對常減壓蒸餾進行適當(dāng)?shù)膬?yōu)化操作和加工流程優(yōu)選可以實現(xiàn)減壓渣油閃點滿足瀝青產(chǎn)品原料的要求。

（3）為了保證裝置長周期運轉(zhuǎn)，且滿足生產(chǎn)A級瀝青產(chǎn)品的原料在閃點、針入度和針入比方面的要求，需要對減壓蒸餾塔進行一定的改造和調(diào)整。

圖4 塔河石化常減壓蒸餾裝置改進模擬流程

表2 減壓塔改進前后液相產(chǎn)品分餾精度對比 單位：℃

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