張繼東，孟 碩，張海濱，盧 迪

(中國海洋石油總公司 節(jié)能減排監(jiān)測中心，天津 300457)

催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)是將催化主分餾塔頂富氣及粗汽油分離為干氣、液化氣、穩(wěn)定汽油的過程[1]，常規(guī)催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)為四塔流程[2]，分為吸收塔、再吸收塔、解吸塔、穩(wěn)定塔，均采用粗汽油為吸收劑，穩(wěn)定汽油為補充吸收劑[3-4]。目前催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)主要存在以下兩方面問題，一是由于吸收效果不理想，干氣中含有大量的C3+組分，C3+損失嚴重；二是系統(tǒng)能耗偏高，解吸塔過解吸增加了C3、C4組分的循環(huán)量，吸收塔過吸收則增加了C2組分的循環(huán)量，這些都將增加過程能耗和吸收塔、再吸收塔的操作負荷[5-6]?；诖?，目前吸收穩(wěn)定系統(tǒng)節(jié)能和改善吸收效果的研究主要集中在工藝流程的創(chuàng)新和工藝參數(shù)的優(yōu)化。如姜斌等[7-8]公開了一種分步冷凝工藝流程，避免了凝縮油的重復冷卻-加熱過程，降低平衡罐的冷卻負荷，減少解析氣量；孫津生等[9]公開了一種應用流體接觸塔改善接觸吸收效果的工藝流程，但是在實際應用中應充分考慮解吸氣、富氣與吸收塔塔底油之間的傳質(zhì)潛力[5]；孫津生等[10]公開了一種應用干氣制冷的吸收穩(wěn)定流程，該流程降低了進入吸收塔的溫度，可有效改善吸收和解吸效果，但需增設壓縮機和膨脹機，同時會增加解吸塔再沸器負荷；朱亞東等[11-12]提出了壓縮富氣不經(jīng)冷卻直接進入解吸塔的流程，該流程取消了壓縮富氣的冷卻過程，充分利用了壓縮富氣的能量，有效降低了解吸塔再沸器的負荷；雷楊等[13-14]公開了一種帶側(cè)線抽出的吸收穩(wěn)定裝置及處理方法，即吸收塔下部抽出液相送入凝縮油罐，吸收塔底直接送入穩(wěn)定塔，避免了內(nèi)部循環(huán)造成的重復冷卻升溫，具有明顯的節(jié)能效果；李國慶等[15]公開了一種穩(wěn)定塔側(cè)線抽出汽油作補充吸收劑的流程，該流程利用較穩(wěn)定汽油更輕的組分作為補充吸收劑，可提高對C3的吸收效果，但是由于補充吸收劑中C4組分的增加，可導致干氣中C4組分含量增加。雷楊等[16]、Pan等[17]、Mcdonald等[18]利用流程模擬軟件對吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作參數(shù)進行了詳細的分析，并給出優(yōu)化方案；李國慶等[19]借助流程模擬、數(shù)值回歸等手段給出了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)最優(yōu)解吸率的求解策略及具體實施手段;支紅利等[20]通過流程模擬，采用正交設計方法確定吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的最佳進料工況。田濤等[5]對以上吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的改進流程進行了綜述性分析，到底孰優(yōu)孰劣目前缺乏有關的實際數(shù)據(jù)對比。

筆者利用流程模擬技術，從能耗和丙烯收率的角度出發(fā)，對以上實際生產(chǎn)中投資小且易完成改造的壓縮富氣直接進入解吸塔流程、穩(wěn)定塔側(cè)線輕汽油作補充吸收劑的改進流程，與常規(guī)流程分別進行對比分析，討論其優(yōu)劣性，為吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的改進優(yōu)化提供參考和啟示。

1 催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)工藝流程及模擬條件

1.1 工藝流程

圖1為催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)常規(guī)及改進流程示意圖。由圖1(a)可知，分餾塔塔頂來的富氣經(jīng)壓縮增壓后，與吸收塔塔底油、解吸塔塔頂氣混合冷卻后進入凝縮油平衡罐進行氣-液分離，氣相進入吸收塔底部與吸收劑粗汽油、補充吸收劑穩(wěn)定汽油進行吸收，吸收塔設中間取熱器，吸收塔塔頂貧氣通過輕柴油在再吸收塔進行進一步的吸收，可減少貧氣中C5+的夾帶；凝縮油進入解吸塔脫除C2以保證液化氣的質(zhì)量，解吸塔塔底油通過與穩(wěn)定汽油換熱后進入穩(wěn)定塔，塔底產(chǎn)出穩(wěn)定汽油，塔頂為液化氣產(chǎn)品。由圖1(b)可知，該流程取消了壓縮富氣的混合冷卻過程，并增加吸收塔塔頂預飽和冷卻罐。由圖1(c)可知，該流程以穩(wěn)定塔下部較穩(wěn)定汽油分子更小的液相作為補充吸收劑，側(cè)線抽取的位置是影響該流程的關鍵。

圖1 催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)常規(guī)及改進流程Fig.1 Conventional and improved process flow of absorption-stabilization system of catalytic system(a) Conventional process; (b) Rich gas directly into the desorption tower process;(c) Stabilizer side-cut naphtha as supplementary absorbent process1—Rich gas; 2—Naphtha; 3—Bottom of absorption; 4—Lean gas; 5—Dry gas; 6—Diesel oil; 7—Rich absorption oil; 8—Condensed oil;9—Gas of stripper; 10—Bottom of stripper; 11—Supplementary absorbent; 12—Gasoline; 13—LPG;D1—Cooling tank of naphtha; D2—New cooling tank of naphtha; T1—Absorption; T2—Re-absorption; T3—Stripper; T4—Stabilizer

1.2 模擬條件及邊界

為了方便比較，以上3種流程采用完全相同的工藝操作條件進行模擬，主分餾塔塔頂富氣、粗汽油及輕柴油工藝參數(shù)及組成見表1和表2，各塔操作條件及工藝規(guī)定見表3。

工藝產(chǎn)品質(zhì)量規(guī)定，要求干氣中C3+質(zhì)量分數(shù)不大于4%，液化氣中C2質(zhì)量分數(shù)不大于1%，C5+質(zhì)量分數(shù)不大于1.5%，汽油中C3與C4質(zhì)量分數(shù)之和不大于0.5%。液化氣的質(zhì)量通過解吸塔再沸器負荷、穩(wěn)定塔塔頂冷凝器負荷進行調(diào)整，穩(wěn)定汽油的質(zhì)量根據(jù)穩(wěn)定塔再沸器負荷進行調(diào)整。

表1 催化裂化主分餾塔塔頂富氣、粗汽油及輕柴油工藝參數(shù)Table 1 Parameters of rich gas, naphtha and diesel oil from the main fractionator of catalytic cracking unit

表2 催化裂化主分餾塔塔頂富氣、粗汽油、柴油組成Table 2 Composition of rich gas, naphtha and diesel oil from the main fractionator of catalytic cracking unit

ρN—Density of naphtha；ρD—Density of diesel oil

表3 催化裂化裝置各塔主要操作參數(shù)Table 3 Main operation parameters of every towers for catalytic cracking unit

2 結(jié)果與討論

2.1 催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的產(chǎn)品產(chǎn)量與質(zhì)量分析

計算過程中嚴格規(guī)定干氣、穩(wěn)定汽油、液化氣的產(chǎn)品指標，尤其是產(chǎn)品液化氣與干氣。而對于產(chǎn)品穩(wěn)定汽油，圖1的流程(c)受塔高和塔板效率影響，穩(wěn)定汽油蒸汽壓可能會受到影響，進而影響汽油產(chǎn)品質(zhì)量，因此對不同流程的穩(wěn)定汽油產(chǎn)品的餾程進行分析，結(jié)果如圖2所示。由圖2可知，3種流程的穩(wěn)定汽油產(chǎn)品實沸點蒸餾曲線基本一致，因此可以確定流程的改進對穩(wěn)定汽油產(chǎn)品質(zhì)量未產(chǎn)生影響。實際上流程的改進只影響干氣和液化氣的產(chǎn)品分布，表4為3種流程干氣與液化氣產(chǎn)品產(chǎn)量對比。從表4可以發(fā)現(xiàn)，在相同的進料和工藝規(guī)定條件下，3種流程的丙烯損失量(干氣中丙烯產(chǎn)量)基本一致，但是對于C4+的損失量(干氣中C4+產(chǎn)量)差別較大，流程(c)的損失量為流程(b)的兩倍之多。對于產(chǎn)品液化氣產(chǎn)量由多到少的順序依次為流程(b)、流程(a)、流程(c)，3種流程中液化氣中丙烯產(chǎn)量由大到小順序為流程(b)、流程(c)、流程(a)，無論從產(chǎn)品的產(chǎn)量還是丙烯的產(chǎn)量方面出發(fā)，流程(b)比流程(a)、流程(c)都存在一定優(yōu)勢，煉油廠中催化裂化液化氣大多進入氣體分餾裝置生產(chǎn)丙烯、丙烷產(chǎn)品，提升丙烯產(chǎn)量的經(jīng)濟效益明顯，流程(b)與流程(c)液化氣中丙烯產(chǎn)量較常規(guī)流程分別提升78 kg/h、58 kg/h。

表4 圖1中3種流程干氣與液化氣產(chǎn)品產(chǎn)量對比Table 4 Simulation results of product yield with different processes in Fig.1 Yield/(kg·h-1)

圖2 圖1中3種流程的穩(wěn)定汽油TBP曲線Fig.2 Gasoline TBP curves of the three processes in Fig.1

由此可知，流程(c)在丙烯產(chǎn)量方面所呈現(xiàn)的結(jié)果出乎意料，參考文獻[15]在以穩(wěn)定塔側(cè)線的輕汽油代替穩(wěn)定汽油作為吸收劑的初衷，即增強對C3的吸收，從吸收的理論上是可行的，然而本次計算過程并未體現(xiàn)出其特別明顯的優(yōu)越性，但并不能否認其可行性。流程(c)的關鍵是穩(wěn)定塔側(cè)線的抽出位置，側(cè)線抽出位置偏低，改進效果不明顯；抽出位置偏高，C4損失量明顯且輕汽油中C3產(chǎn)量增加，吸收傳質(zhì)推動力降低。筆者認為并非所有的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)均適于流程(c)改進方案，由于側(cè)線抽出輕汽油中含有一定量的C3組分，從吸收理論角度出發(fā)，吸收塔中能否保證足夠的傳質(zhì)動力是該流程是否有效的關鍵，限于篇幅，且不是本文討論重點，不在此進行進一步分析與討論。

2.2 催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程能耗分析

評價3種流程的能耗應包括解吸塔再沸器負荷E1、穩(wěn)定塔再沸器負荷E2、凝縮油罐冷卻負荷E3、穩(wěn)定塔頂冷卻負荷E4、吸收塔中段取熱量E5，而對于流程內(nèi)其他加熱器負荷屬于余熱回收利用，不予考慮。表5為3種流程補充吸收劑的循環(huán)量及各關鍵點的負荷。解吸塔再沸器負荷和冷卻器受補充吸收劑的量與吸收塔塔底油輕組分含量影響，直接表現(xiàn)為解吸塔頂氣量的大小，實質(zhì)為解吸塔氣-液相負荷，圖3為解吸塔氣-液相分布對比。由圖3可知，流程(b)解吸塔內(nèi)的氣-液相負荷隨著塔板數(shù)的增加，在進料位置36塊板以下均小于流程(a)與流程(c)，由于36塊板為壓縮富氣進料位置，富氣中含有大量的氣相，因此存在氣相負荷的突變，流程(b)充分利用了壓縮富氣的能量，降低了解吸塔再沸器負荷E1，同時凝縮油罐冷卻負荷E2下降明顯，但是為了保證吸收塔效果，吸收塔的中段取熱量增加。對于流程(c)吸收塔和解吸塔內(nèi)雙向傳質(zhì)的量增多，分擔了再沸器能耗；另外，由于在相同工藝規(guī)定下，流程(c)的補充吸收劑量減少，穩(wěn)定塔的進料液相減少，因而再沸器負荷降低[21]。

通過以上分析可知，在能耗方面無論是熱負荷還是冷卻負荷，流程(b)優(yōu)勢明顯，較常規(guī)流程(a)分別下降10.26%、16.77%；流程(c)熱負荷與冷卻負荷較常規(guī)流程(a)分別下降8.08%、0.62%。

3 結(jié) 論

通過對催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)3種流程產(chǎn)品產(chǎn)量、產(chǎn)品質(zhì)量、系統(tǒng)能耗的對比分析可得出以下結(jié)論：

(1)在能耗和丙烯收率方面，富氣直接進解析塔的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)改進流程較常規(guī)流程與側(cè)線輕汽油作補充吸收劑改進流程優(yōu)勢明顯，較常規(guī)流程分別下降10.26%、16.77%。

表5 催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程補充吸收劑量及各關鍵點冷、熱負荷Table 5 Supplementary absorbent flow and cold and heat load at key point of absorption-stabilization system of catalytic cracking

E1—Reboiler load of T1;E2—Reboiler load of T4;E3—Cooling load of D1;E4—Cooling load of T4;E5—Cooling load of T3

圖3 圖1中3種流程解吸塔氣液相負荷分布Fig.3 Load distribution in stripper of the three processes in Fig.1

(2)側(cè)線輕汽油作補充吸收劑改進流程可大幅降低補充吸收劑的量，降低系統(tǒng)能耗，但會損失一定量的C4組分，而對于提升液化氣中C3產(chǎn)量方面其適用條件有待進一步討論。

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