乙烯装置脱乙烷塔的模拟分析与优化探讨

赵 雄

(西安泽沣网络科技有限公司，西安 710061)

乙烯是石油化工基本有机原料之一，其生产水平代表着一个国家或地区石油化工行业的发展状况，其生产规模、成本、稳定性、质量等也会对整个石油化工联合企业起到支配作用，因此乙烯装置就成为关系全局的核心生产装置[1-3]。脱乙烷塔是乙烯装置分离系统的主要分离设备，其运行状况直接影响乙烯、丙烯产品的质量和收率。

本文对某乙烯装置由于多次扩能改造及裂解炉多产烯烃等新技术的应用，导致脱乙烷塔难以适应目前的工艺条件，在生产中长期存在塔釜温度偏低、脱丙烷塔压力易偏高的问题，运用Aspen Plus软件分析该问题产生的原因，并探讨相关优化改进措施。

1 工艺流程简介及基本工艺条件

乙烯装置分离系统采用美国LUMMUS顺序分离流程[4]，脱乙烷塔设置在脱甲烷过程之后。裂解气经前冷系统和脱甲烷塔脱除氢气、甲烷等轻组分后，由脱甲烷塔塔釜得到C2及以上馏分，作为脱乙烷塔的进料。脱乙烷塔进料组成(摩尔分数，x)见表1。

表1 脱乙烷塔进料组成 x，%

脱乙烷塔共有58块塔盘，进料分2股，一股进入第21块塔盘，另一股进入第25块塔盘，根据进料组分的轻重考虑进料位置。进料条件为：温度6.3 ℃、压力2.6 MPa、流量73 228 kg/h，塔回流位置在第1块塔盘。脱乙烷塔的中沸器设置在第42块塔盘采出，返回第41块塔盘，与塔釜再沸器均采用急冷水(0.4 MPa、81 ℃)加热，釜液送至脱丙烷塔；塔顶采出的气相C2馏分送至C2加氢脱炔反应器，并进一步精制分离出乙烯产品。

2 模拟结果与分析

2.1 模拟结果

运用Aspen Plus软件对脱乙烷塔进行模拟[5]，模型的优劣主要体现在模型对脱乙烷塔工艺参数和产品质量指标模拟计算的准确性，包括塔顶温度、塔釜温度、塔顶回流、塔釜热负荷、塔顶和塔釜产品中关键组分浓度等[6-9]。模拟结果见表2。由表2可以看出：模型的计算结果和装置实际运行数据吻合良好，说明模型选用的物性计算方法和模型参数可靠，模型能够反映脱乙烷塔的真实运行状况；导致脱乙烷塔塔釜温度偏低、脱丙烷塔压力偏高的主要原因是脱乙烷塔分离效率低，塔釜轻关键组分乙烷含量高，即再沸器提供的热量偏少，不足以将塔釜过多的乙烷蒸馏至塔顶。

表2 脱乙烷塔的模拟计算结果

在实际生产中，操作人员对脱乙烷塔的中沸器和再沸器负荷进行调节，当急冷水量调节至最大值时，塔釜温度仍然不能满足工艺指标。

2.2 水力学分析

针对上述问题，对脱乙烷塔进行水力学分析，发现塔顶第1至19层塔盘液泛因子在1左右，有轻微液泛现象，其原因是由于乙烯装置多次扩能改造，并且裂解炉应用了多产烯烃的裂解技术，脱乙烷塔进料组成和负荷已较当初设计值发生较大改变，进料中烯烃含量增加，导致塔顶精馏段气相负荷急剧增大，已经达到其能力上限。第20层塔盘以下由于塔径增大，液泛因子较小，尚能满足生产要求，结果如图1所示。

图1 脱乙烷塔的水力学分析结果◆—液泛因子； ▲—液相负荷； ■—气相负荷

2.3 操作参数灵敏度分析

根据目前脱乙烷塔的实际工艺条件，为保证其安全操作并减小对后系统的影响，压力不作为系统调节参数，其值保持恒定；而脱乙烷塔的进料来自脱甲烷塔塔釜，中间没有换热器，因此进料温度也不作为系统调节参数。

2.3.1回流比的影响回流比对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响如图2所示。由图2可知：增大回流比可以降低塔釜乙烷含量，但塔顶冷凝器热负荷随之急剧增大；当回流比由表2模拟值的1.35增大到1.40，增大幅度为3.70%时，塔釜乙烷摩尔分数由3.82%降低到3.80%，降低幅度为0.52%；冷凝器热负荷由-5 152.1 kW增大到-5 342.2 kW，增大幅度为3.69%。可见，通过增大回流比降低脱乙烷塔塔釜乙烷含量的效果并不显著；而随着回流比的增大，C3冷剂制冷系统负荷随之增大；但目前乙烯装置制冷系统已处于大负荷运行状态，因此不建议采用增大回流比的方法来降低塔釜乙烷含量。

图2 回流比对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响◆—塔釜乙烷摩尔分数； ■—冷凝器热负荷。图3～图4同

图3 塔顶采出量对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响

2.3.2塔顶采出量的影响塔顶采出量对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响见图3。由图3可以看出：增大脱乙烷塔塔顶C2采出量可以降低塔釜乙烷含量，但塔顶冷凝器热负荷随之增大；当塔顶采出量由表2模拟值的48 054 kg/h增大到48 754 kg/h，增幅为1.46%时，塔釜乙烷摩尔分数由3.82%降低到0.35%，降幅为90.84%；冷凝器热负荷由-5 152.1 kW增大到-5 234.1 kW，增幅为1.59%。可见，采用增大塔顶采出量降低脱乙烷塔塔釜乙烷含量的效果较显著。

2.3.3进料位置的影响进料位置对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响见图4。由图4可以看出：降低进料位置可以降低脱乙烷塔塔釜乙烷含量，塔顶冷凝器热负荷随之减小；当进料位置由表2模拟值的第21层塔盘降低至第25层塔盘时，塔釜乙烷摩尔分数由3.82%降低到3.72%，降低幅度为2.62%；冷凝器热负荷由-5 152.1 kW降低到-5 150.5 kW，降低幅度为0.03%。可见，表2的模拟工况进料相对较重，在第25块塔盘进料可以减少物料返混，更有利于塔釜乙烷的分离。

图4 进料位置对塔釜乙烷含量及冷凝器热负荷的影响

3 优化模拟研究

根据上述分析，脱乙烷塔目前主要处于制冷系统高负荷工况运行，冷凝器热负荷已处于调整上限；在再沸器现有换热面积不变的条件下，急冷水热源已不能满足现有装置负荷的热量需求。

针对上述问题，采用将再沸器加热介质改为0.35 MPa低压蒸汽、增大塔顶C2采出量、调整为第25块塔盘进料的优化方法，提高脱乙烷塔塔釜温度，降低乙烯损失。优化工况的模拟结果见表3。表3可知：采用优化后的操作参数，可使脱乙烷塔在不增大冷凝器热负荷的条件下，将塔釜乙烷摩尔分数由表2模拟值的3.82%降低到0.30%，降幅为92.15%，塔釜温度由69.6 ℃升高至73.1 ℃，满足塔釜轻关键组分分离指标的热负荷需求。但对优化后各塔盘的水力学计算发现塔顶第1至19层塔盘液泛因子仍在1左右，液泛现象并没有改善；可见目前脱乙烷塔塔顶精馏段处理能力已达上限。

表3 脱乙烷塔的优化模拟结果

4 结 论

(1)应用Aspen Plus软件建立的脱乙烷塔模型，模拟结果与装置实际运行数据吻合较好，模型可以真实反映装置的实际运行状态。

(2)在现有设备条件及工况下，造成脱乙烷塔塔釜温度偏低、脱丙烷塔压力易偏高的主要原因是脱乙烷塔塔釜乙烷含量偏高，再沸器加热介质(急冷水)已不能满足脱乙烷塔正常生产所需的热量；或在现有加热介质条件下，再沸器换热面积已不能满足生产需求。

(3)在现有进料组成条件下，将脱乙烷塔进料口向下移动、增大塔顶C2采出量，有利于降低塔釜乙烷含量。

(4)采用0.35 MPa低压蒸汽作为脱乙烷塔再沸器热源，能够有效改善塔釜温度偏低、脱丙烷塔压力易偏高的问题。

(5)采用将再沸器加热介质改为0.35 MPa低压蒸汽、增大塔顶C2采出量、调整为第25块塔盘进料的优化方法，并不能改善脱乙烷塔精馏段的液泛问题；建议增大精馏段塔径或增加塔盘的开孔率，以降低塔盘的气相阻力，从而缓解液泛现象；但在现有塔盘和塔径条件下，脱乙烷塔精馏段的处理能力已达上限。