延迟焦化装置主分馏塔分离深度模拟研究

侯章贵，梁嘉达，周雨泽，李国庆

(1.中海石油炼化有限责任公司，广东 惠州 516086；2.华南理工大学化学与化工学院)

延迟焦化装置主分馏塔分离深度模拟研究

侯章贵1，梁嘉达2，周雨泽1，李国庆2

(1.中海石油炼化有限责任公司，广东 惠州 516086；2.华南理工大学化学与化工学院)

以主分馏塔粗汽油终馏点为表征分离程度的独立变量，基于典型流程，结合流程模拟和数据回归技术，全面分析粗汽油终馏点变化对装置能耗、蒸汽产量以及产品产量的影响，并以此为基础总结了计算最优粗汽油终馏点的一般方法。将所建方法应用于某4.2 Mt/a延迟焦化装置，结果表明，该方法是可行的，按其求解的最优粗汽油终馏点操作，装置效益可提高767.9万元/a。

延迟焦化 分馏塔 汽油 终馏点 模拟 分馏

延迟焦化因工艺成熟、投资低、原料灵活，被广泛应用于渣油深加工[1]，又因为主要发生高温热裂解和缩合反应，因此能耗较高[2-3]。一般焦化装置由3部分构成：生焦系统、主分馏塔和吸收稳定系统。其中，主分馏塔将来自焦炭塔的反应油气分离成富气、粗汽油、柴油和蜡油，吸收稳定系统则将富气和粗汽油分离成干气、液化气和稳定汽油[4]。

鉴于焦化汽柴油硫含量和烯烃含量高等特点，一般不与其它工艺的汽柴油混合加氢精制，而是进专门的焦化汽柴油加氢精制装置，经脱硫后再分离成汽油和柴油[4]。通常可以用粗汽油终馏点即稳定汽油终馏点表征主分馏塔或焦化装置的产品分离程度。经验表明，终馏点升高，下游吸收稳定系统的处理量增加，系统能耗会增加，但干气收率会降低；反之，终馏点降低，柴油产量上升，有利于提高装置的蒸汽产量，但稳定汽油量会下降。可见，粗汽油终馏点或分离深度的选择受多方因素制约，需综合权衡。

迄今，众多相关研究已经开展[5-9]。如吴耸等[10]利用线性回归方法探讨了装置处理量和热负荷等参数对工程费用的影响；Xia Yong等[11]研究了如何优化吸收稳定系统的操作，以降低干气中C3+组分的含量；李国庆等[12]研究了主分馏塔系统循环比对装置能耗和效益的影响，总结了求解最优循环比的一般方法；李国庆等[13]将吸收稳定系统和下游气体分离装置视为一体，探讨了求解联合装置最优解吸率的一般方法；而戴宝华等[14]则研究了汽油终馏点对汽油硫与原料硫比值的影响。但探求焦化装置最佳粗汽油分离深度的研究却少见报道。本研究将焦化主分馏塔和吸收稳定系统视为一个整体，采用流程模拟技术和数值回归技术，定量探求汽油终馏点对系统效益的影响，以总结实现焦化装置优化分离的一般方法。

1 典型流程

图1是新投产的国内某4.2 Mt/a延迟焦化装置的主分馏塔和吸收稳定系统流程，将其作为本研究的基本流程。

焦炭塔塔顶出来的油气进入延迟焦化主分馏塔的脱过热段，循环油与原料渣油进入塔底，从塔底分两股抽出：一股送至加热炉及焦炭塔(模拟时忽略加热炉与焦炭塔)；另一股物流抽出后经过过滤，再进入分馏塔底部作为洗涤油脱除油气中的焦粉。未被洗涤下来的油气则通过洗涤段继续上升进入塔的分馏段。

蜡油从主分馏塔的第18层塔盘下的蜡油集油箱抽出，蜡油抽出后分为两股：一股自流流入蜡油汽提塔，汽提出的轻组分和蒸汽进入分馏塔，汽提后的蜡油产品出装置边界；另一股蜡油抽出后分为两部分，一部分作为回流蜡油返回到分馏塔的第19层；另一部分用于加热188.2 ℃的除氧水，发生1.0 MPa蒸汽后再分为两股：其中一股去焦炭塔塔顶作为急冷油，另一股返回到分馏塔的第15块塔板作热回流。

图1 延迟焦化装置分馏塔和吸收稳定系统原则流程

柴油从分馏塔第8层塔盘以下的柴油集油箱抽出并且分成了两股：一股自流流入柴油汽提塔，汽提出的轻组分和蒸汽进入分馏塔，汽提后的柴油产品抽出后，经蒸汽发生器、柴油冷却器后与稳定汽油出装置线合并混合至加氢装置；另一股柴油抽出后分为两股物流：一股作为热回流返回到分馏塔的第9块塔板，余者则经换热后再分成两股：一股送至再吸收塔塔顶作为贫吸收油，余下的柴油经蒸汽发生器产生0.45 MPa蒸汽后再与再吸收塔塔底来的富吸收柴油合二为一返回分馏塔第5块塔板。

分馏塔塔顶的油气经过空气冷却器后，部分冷凝为液相。冷凝混合物进入到分馏塔塔顶的分液罐，富气直接流入压缩机的入口，进行两级压缩；部分粗汽油返回到分馏塔塔顶以控制顶部温度，将其余的粗汽油抽出送至吸收塔作吸收剂；含硫污水则抽出送至装置外的污水汽提装置。

在吸收塔中，从焦化富气平衡罐来的富气与贫吸收汽油逆向接触，从吸收塔塔底出来的富吸收汽油则会流入焦化富气平衡罐中，吸收塔出来的贫气流入再吸收塔的塔底，并且和分馏塔来的贫吸收柴油逆向接触，在再吸收塔塔顶得到干气。再吸收塔塔底出来的富吸收柴油与贫吸收柴油换热后返至分馏塔第5层塔盘。

在解吸塔中，从焦化富气平衡罐来的汽油中的轻组分会被汽提出来。从解吸塔塔顶出来的气相与其它物流混合后又流入焦化富气冷却器。从解吸塔塔底出来的脱乙烷汽油抽出送至稳定塔。

稳定塔将从解吸塔塔底来的脱乙烷汽油再分馏为液化气和稳定汽油。塔底的稳定汽油经过冷却后，分成两部分：一部分经与柴油产品混合出装置至汽柴油加氢装置；另一部分则与粗汽油混合作为吸收塔的吸收剂。

图1中，反应油气和原料渣油进主分馏塔的温度一定，循环比一定。回流柴油和产品柴油分别产0.45 MPa饱和蒸汽量Gs1和Gs2(t/h)，回流蜡油产1.0 MPa饱和蒸汽量Gs3(t/h)。干气、液化气、汽油、柴油、蜡油的产量分别为Fg，Fy，Fq，Fc，Fl(t/h)。另外，稳定塔塔底和解吸塔塔底再沸器热负荷分别为Qh1和Qh2(MW)；分馏塔塔顶、稳定塔塔顶、产品柴油、稳定汽油、富气压缩机级间、凝缩油罐进料和吸收塔中段的冷却负荷分别为Qc1，Qc2，Qc3，Qc4，Qc5，Qc6，Qc7(MW)；富气压缩机一级和二级功耗分别为Wc1和Wc2(kW)；压缩机一级冷凝液泵、粗汽油泵、凝缩油泵、脱乙烷汽油泵和稳定汽油泵的功耗分别为Wp1，Wp2，Wp3，Wp4，Wp5(kW)。

下面将以图1流程为基础，研究粗汽油终馏点变化对再沸负荷、冷却负荷、压缩机功耗、泵功耗、蒸汽产量以及产品分布的影响。

2 粗汽油最优终馏点的确定

2.1 粗汽油终馏点对能耗的影响

随着粗汽油终馏点升高，粗汽油馏出量会增加，使得主分馏塔塔顶冷却负荷增加，也增大了吸收稳定系统的处理量，导致解吸塔和稳定塔的再沸负荷增加，但会相应减少富气量，从而降低富气压缩机功耗。上述关系可通过Pro/Ⅱ流程模拟并且进行数据拟合得到，如式(1)～式(3)所示。

Qh=Qh1+Qh2=f1(x)

(1)

Qc=Qc1+Qc2+Qc3+Qc4+Qc5+Qc6+Qc7
=f2(x)

(2)

W=Wc1+Wc2+Wp1+Wp2+Wp3+Wp4+Wp5
=f3(x)

(3)

式中：Qh是总再沸负荷，即总加热负荷，MW；x是粗汽油终馏点，℃；Qc是总冷却负荷，MW；W是总功耗，kW。

2.2 粗汽油终馏点对产汽量的影响

粗汽油终馏点升高，会减少柴油量，从而减少柴油回流和柴油产品的产汽量，其关系同样可以通过流程模拟和数据拟合得到，如式(4)和式(5)所示。

Gs1+Gs2=3 600(Qs1+Qs2)/ΔH1=f4(x)

(4)

Gs3=3 600Qs3/ΔH2=f5(x)

(5)

式中：Qs1、Qs2和Qs3分别是柴油回流、柴油产品和蜡油回流蒸汽发生器的有效热负荷，MW；ΔH1和ΔH2分别是0.45 MPa和1.0 MPa蒸汽的相变潜热，MJ/t。0.45 MPa蒸汽的产汽流程是来自系统的104 ℃除氧水先预热到150 ℃，再进柴油回流和柴油产品蒸汽发生器，发生温度为159.1 ℃的0.45 MPa饱和蒸汽，故ΔH1=2 326.3 MJ/t；1.0 MPa蒸汽的产汽流程是：除氧水预热到165 ℃，再进蜡油回流蒸汽发生器，发生温度为188.2 ℃的1.1 MPa饱和蒸汽，故ΔH2=2 102.29 MJ/t。于是式(4)和式(5)变换为：

Gs1+Gs2=1.547 5(Qs1+Qs2)=f4(x)

(6)

Gs3=1.712 4Qs3=f5(x)

(7)

2.3 粗汽油终馏点对产品产量的影响

一般来说，粗汽油终馏点变化不会影响液化气的产量，这是因为液化气的主要成分是C3和C4，馏分很轻；粗汽油终馏点上升，稳定汽油产量增加，柴油产量减少，干气产量几乎不变，其关系可表述为式(8)所示。

Fg=f6(x)

Fy=f7(x)

Fq=f8(x)

Fc=f9(x)

Fl=f10(x)

(8)

2.4粗汽油终馏点对系统总效益的影响

下面将从总能耗成本、总产汽收益和总产品收益3方面进行讨论。

2.4.1总能耗成本总结式(1)～式(3)，得到图1所示系统的总能耗成本，如式(9)所示。

(9)

式中：B1是总能耗成本，元/h；ΔH3和ΔH4分别是1.0 MPa和3.5 MPa蒸汽的相变潜热，MJ/t，这是因为解吸塔塔底用1.0 MPa蒸汽做热源，稳定塔塔底用3.5 MPa蒸汽做热源；cs1和cs2分别是1.0 MPa和3.5 MPa蒸汽的单价，元/t；而ccl是冷却负荷单价，元/MJ；cp是电价，元/(kW·h)。由250 ℃、1.0 MPa过热蒸汽变为184 ℃饱和水的焓差为2 166 MJ/t，即ΔH3=2 166 MJ/t；350 ℃、3.5 MPa过热蒸汽变为243 ℃饱和水的焓差为2 052.1 MJ/t，即ΔH4=2 052.1 MJ/t。另外，将冷却负荷折算成当量循环水耗处理，并假设循环水的平均传热温差为8 ℃，循环水的单价为cw(元/t)，则式(9)变成：

B1=1.662 0Qh1cs1+1.754 3Qh2cs2+
107.375Qccw+Wcp

(10)

2.4.2总产汽收益总结式(6)～式(7)，得到系统的总产汽收益如式(11)所示。

B2=1.547 5(Qs1+Qs2)cs3+1.712 4Qs3cs1

(11)

式中：B2是总产汽效益，元/h；cs3是0.45 MPa蒸汽的单价，元/t。

2.4.3总产品收益总结式(8)，得到装置的总产品收益如式(12)所示。

B3=Fgcg+Fycy+Fqcq+Fccc+Flcl

(12)

式中：B3是总产品效益，元/h；cg，cy，cq，cc，cl分别是干气、液化气、汽油、柴油和蜡油的单价，元/t。

2.4.4原料成本原料成本B4(元/h)是图1所示系统中，反应油气、原料渣油与辐射段进料油的价格差额，与x无关。

2.4.5总效益总结式(9)～式(12)，得到图1所示系统的总效益B(元/h)为：

B=B2+B3-B1-B4=f(x)

(13)

2.5 确定粗汽油的最优终馏点

用2种方法确定粗汽油的最优终馏点xopt。

2.5.1以总效益为目标函数对式(13)所示的目标函数求导，令其一阶导数为零，有：

dB/dx=df(x)/dx=0

(14)

求解式(14)，便可得到对应的最优粗汽油终馏点xopt，以它规定系统的分离深度，便可实现系统的最大效益Bmax。

2.5.2以总能耗为目标函数鉴于冷却负荷、加热负荷能级的不同，在此以第二定律有效能记总能耗。

Ex=Qh1εh3+Qh2εh2+Qcεw+Wεe-
(Qs1+Qs2)εh1-Qs3εh2

(15)

式中：Ex是图1所示系统的总有效能损失，MW；εh1，εh2，εh3，εw，εe分别是0.45 MPa蒸汽、1.0 MPa蒸汽、3.5 MPa蒸汽、循环冷却水和电的能级(简单来说，能级就是物流的摄氏温度与开氏温度之比，电的能级为1)。其中，0.45 MPa蒸汽、1.0 MPa蒸汽、3.5 MPa蒸汽、循环冷却水的平均温度分别取159，188，243，30 ℃。计算得εh1=0.368 2，εh2=0.407 9，εh3=0.470 8，εe=1，εw=0.099 0。于是：

Ex=0.470 8Qh1+0.407 9Qh2+0.099 0Qc+
W-0.368 2(Qs1+Qs2)-0.407 9Qs3

(16)

对式(16)所示的目标函数求导，令其一阶导数为零，有：

dEx/dx=0

(17)

求解式(17)，便可得到对应的最优粗汽油终馏点x′opt，以它规定系统的分离程度，便可实现系统的最小有效能损失Ex，min。

3 实例应用

以图1所示的4.2 Mt/a延迟焦化装置为例，运用上述方法探求主分馏塔系统的最佳切割深度。

3.1 现场操作模拟拟合

在进行优化研究前，先对装置进行Pro/Ⅱ全流程模拟，并尽量使模拟结果与实际操作一致。这样一方面可以证明建模过程中所采用的热力学方法和选用的相关设备效率(如塔板效率)和参数(如换热器的K值校正因子和流体污垢热阻)是正确的，另一方面可以保证将要进行的优化研究的可靠性。

表1是图1所示焦化装置的基本操作条件，表2是图1所示系统在x=219 ℃时的Pro/Ⅱ全流程模拟结果与现场操作参数对比。从表2可以看出，模拟结果与现场值基本吻合，说明建模时所采用的热力学方法、塔板效率等参数基本正确，可以基于流程模拟结果进行优化研究。

表1 焦化装置基本操作条件

表2 流程模拟结果及与现场操作参数对比

3.2 能耗、蒸汽产量、产品产量与汽油终馏点的关系

调整粗汽油的终馏点从180 ℃到225 ℃，每隔5 ℃模拟一次，得到其能耗、蒸汽产量和产品产量与汽油终馏点的关系，分别如图2～图4所示。模拟过程中，保证柴油恩氏蒸馏95%馏出温度、蜡油50%馏出温度、粗汽油5%馏出温度、干气中C3+组分含量、脱乙烷汽油中C2-组分含量、液化气中C5+组分含量，以及系统的循环比与实际要求一致。

图2 模拟得到的能耗与粗汽油终馏点的关系■—Qc； ●—Qh； ▲—Qh2；▼—Qh1；◀—W

模拟过程中，机泵效率均取65%。从图2可以看出，随着粗汽油终馏点上升，冷却负荷和加热负荷上升，机泵功耗基本不变。式(18)～式(20)是基于图2，通过数据回归得到的f1(x)，f2(x)，f3(x)函数关系。计算得到其相关性系数R2分别为0.988，0.963，0.990，说明回归精度较高。

图3 模拟得到的蒸汽产量与粗汽油终馏点的关系■—0.45 MPa蒸汽； ●—1.0 MPa蒸汽

(18)

f2(x)=0.001 1x2-0.427 7x+114.659

(19)

f3(x)=-2.188x+5 557

(20)

从图3可以看出，随着粗汽油终馏点上升，0.45 MPa蒸汽产量减少，1.0 MPa蒸汽产量先减后增。式(21)和式(22)是基于图3，通过数据回归得到的f4(x)和f5(x)函数关系。计算得到其相关性系数R2分别为0.990和0.979，说明回归精度较高。

f4(x)=-0.010 9x+21.36

(21)

f5(x)=0.000 81x2-0.339x+51.576

(22)

图4 模拟得到的产品产量与粗汽油终馏点的关系●—Fc；◀—F1； ■—Fq； ▲—Fg； ▼—Fy

从图4可以看出，随着粗汽油终馏点上升，稳定汽油产量增加，柴油产量减少，但液化气产量、蜡油产量以及干气产量基本不变。式(23)～式(27)是基于图4，通过数据回归得到的f6(x)，f7(x)，f8(x)，f9(x)，f10(x)函数关系。计算得到其相关性系数R2分别为0.980，1.000，0.999，0.998，0.987，说明回归精度较高。

f6(x)=0.026x2-10.05x+21 050

(23)

f7(x)=18.48

(24)

f8(x)=-0.000 003 089x4+0.002 567 38x3-
0.795 08x2+109.15x-5 534.74

(25)

f9(x)=0.000 005 864x4-0.004 878x3+
1.509x2+206.14x+10 652

(26)

f10(x)=-0.000 002 73x4+0.002 272 94x3-0.702 35x2+95.414 6x-4 699.06

(27)

3.3 总产品收益与汽油终馏点的关系

下面将通过数据回归得到总产品收益B3与x的关系。为此，先规定各项产品和能源的单价，如表3所示。

表3 能耗及产品单价

1) 电价单位为元/(kWh)。

将表3数据代入相应的关系式，得到能耗成本B1和产汽收益B2与x的关系，如式(28)、式(29)和图5所示。从图5可以看出，随着粗汽油终馏点上升，能耗成本增加，产汽收益减少。

B1=28.52x+15 542

(28)

B2=0.203x2-87.29x+17 206

(29)

图5 能耗成本和产汽收益与粗汽油终馏点的关系●—B1； ■—B2

同样，将表3数据代入相应的关系式，得到总产品收益B3与x的关系，如式(30)和图6所示。从图6可以看出，随着粗汽油终馏点上升，总产品收益先增后减，在x=210 ℃处有最大值。

B3=0.007 33x4-6.104x3+1 884.474x2-255 303.358x+140 924 39.54

(30)

图6 总产品收益与粗汽油终馏点的关系

3.4 确定最优粗汽油终馏点

3.4.1以总效益为目标函数综合式(28)～式(30)得到系统总效益B与x之间的关系(不考虑B4项)，如式(31)和图7所示。

B=0.007 33x4-6.104x3+1 884.677x2-255 419.168x+140 941 03.54

(31)

图7 系统总效益与粗汽油终馏点的关系

对式(31)求导：

dB/dx=0.029 32x3-18.312x2+3 769.354x-255 419.168

(32)

令式(32)等于0，计算得到最优粗汽油终馏点xopt=212.9 ℃。

表4为现有操作(x=219 ℃)与优化操作(xopt=212.9 ℃)的相关参数对比。

表4 延迟焦化装置现有操作与优化操作参数对比

从表4可以看出：相比现有操作，最优操作时解吸塔和稳定塔再沸器负荷分别降低0.47 MW和0.18 MW，因此节省1.0 MPa蒸汽0.681 t/h、3.5 MPa蒸汽0.316 t/h；增产柴油4.660 t/h，少产稳定汽油3.780 t/h、蜡油0.870 t/h、干气0.010 t/h，总冷却负荷下降0.37 MW，总机泵功耗提高0.02 MW。综合效益增加914.16元/h，按装置年运行8 400 h计，年度效益增加767.9万元。

3.4.2以总能耗为目标函数综合式(18)～式(22)，得到系统总有效能损失Ex与x的关系，如式(33)和图8所示。式(33)在x=180～225 ℃区间内Ex是单调递增的，说明单纯从降低系统有效能损失的角度出发，粗汽油终馏点越低越好。

Ex=-0.000 083x2+0.067 5x+7.682 8

(33)

图8 系统总有效能损失与粗汽油终馏点的关系

4 结 论

(1) 在文献和现场调研的基础上，提出用粗汽油终馏点表征延迟焦化装置分馏系统的分离深度。

(2) 结合流程模拟技术，定量研究了粗汽油终馏点变化对装置能耗、蒸汽产量和产品产量的影响。结合数值回归技术，提出了分别以系统总效益和系统总有效能损失为目标函数的两种最优粗汽油终馏点计算方法。

(3) 将所建立的方法应用于某4.2 Mt/a延迟焦化装置，当以总效益为目标函数时，得到其操作范围内粗汽油最优终馏点为212.9 ℃，按其操作，可实现新增效益767.9万元/a；当按总有效能损失为目标函数时，宜低终馏点操作。表明所建方法可以有效地指导生产。

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SIMULATIONOFCUTTINGDEPTHOFDISTILLATIONTOWEROFDELAYEDCOKER

Hou Zhanggui1， Liang Jiada2， Zhou Yuze1， Li Guoqing2

(1.CNOOCOil&PetrochemicalsCo.，Ltd.，Huizhou，Guangdong516086；2.ChemicalEngineeringInstitute，SouthChinaUniversityofTechnology)

The naphtha end point(x) from delayed coking distillation tower is taken as the independent variable representing the depth of separation. The relationships betweenxand energy consumption， steam production， product distribution are examined based on the process flow sheet，using the technology of process simulation and data regression. A general method of determining the optimalxis developed， considering the total economic benefit or total energy loss. The application of the method in a 4.2 Mt/a delayed coker can improve the benefit of the unit about 7.679 million Yuan/a.

delayed coking； distillation tower； naphtha； end point； simulation； distillation

2014-09-16；修改稿收到日期： 2014-12-15。

侯章贵，本科，高级工程师，从事石油化工技术工作。

梁嘉达，E-mail：leunggd@foxmail.com。