基于RHDS-SIM的固定床渣油加氫裝置全流程模擬與應用

范明，趙元生，王苑，何盛寶

（中國石油天然氣股份有限公司石油化工研究院，北京 102206）

基于流程模擬技術建立的單裝置模型和全廠模型可用于指導生產(chǎn)，提高企業(yè)經(jīng)濟效益[1]。Petro-SIM系列模型以嚴格的動力學與質(zhì)能平衡理論為基礎，并結合煉油反應工藝專家多年的實際經(jīng)驗及現(xiàn)場數(shù)據(jù)優(yōu)化確認從而建立，既可模擬裝置的反應部分，也可進行全廠全流程模擬，目前已經(jīng)在國內(nèi)外各大石油公司得到廣泛應用[2-3]。

渣油加氫裝置通過加氫反應脫除原料中硫、金屬，降低殘?zhí)?，用于生產(chǎn)低硫船燃（LSFO）以及為渣油催化裂化（RFCC）等裝置提供原料，是劣質(zhì)高硫原油深加工的關鍵技術[4-5]。近年來，基于流程模擬技術對加氫裝置進行分析與優(yōu)化已成為降本增效的重要手段[6]。劉新月等[7]利用Petro-SIM 對渣油加氫裝置高壓分離部分進行了模擬，預測了高壓換熱器腐蝕的情況。范曉等[8]基于總結出的實組分體系及數(shù)據(jù)對渣油加氫工藝進行模擬，實現(xiàn)了計算值與實際數(shù)據(jù)較好的吻合。甘彬彬等[9]對渣油加氫分餾塔進行了模擬優(yōu)化，通過改變塔操作條件增產(chǎn)柴油餾分，提高了裝置的經(jīng)濟效益。

實現(xiàn)生產(chǎn)裝置的先進控制、實時優(yōu)化和煉化一體化計劃優(yōu)化、打造智能煉廠，是數(shù)字化轉型促進能源化工產(chǎn)業(yè)高質(zhì)量發(fā)展的重要一環(huán)，上述工作的核心之一是利用機理模型作為優(yōu)化計算的基礎[10-12]。由于渣油加氫裝置原料多變、表征難度大、反應過程復雜，目前鮮有基于渣油加氫反應機理模型進行工藝分析的研究報道。本文對國內(nèi)某2.4×106t/a 固定床渣油加氫處理裝置進行建模，催化劑由中國石油石油化工研究院提供。利用催化劑動力學數(shù)據(jù)及KBC 公司的RHDS-SIM 渣油加氫模塊完成反應器工段模型的建立及校準，并建立了裝置的全流程模型，以此為基礎對裝置進行深度工藝分析，并提出生產(chǎn)優(yōu)化方案。

1 模型建立

1.1 反應器模型建立與校準

建模過程分為反應器模型建立和全流程模型建立兩個階段。其中反應器模型主要包括固定床渣油加氫處理反應器（RHDS-SIM Reactor）、輕組分分離 器（Light Ends Splitter） 及 分 餾 塔（Main Fractionator） 三部分，模型采用修正的Peng-Robinson煉油物性包。

RHDS-SIM Reactor 屬于固定床、絕熱式反應器，其中介質(zhì)自上而下流動。RHDS-SIM Reactor可最多設立三個反應器，每個反應器可最多設置6個催化劑床層，每個床層劃分為若干個反應單元。當進料經(jīng)過反應單元時，按照KBC 專利的動力學經(jīng)驗公式對脫硫、脫氮、烯烴和芳烴飽和、環(huán)烷烴開環(huán)、裂化、脫金屬和康氏殘?zhí)棵摮汝P鍵渣油加氫處理反應進行計算，包括氫分壓、反應物濃度、溫度以及相關化學平衡對反應的影響，反應全過程對碳、硫、氮、金屬和氫等保持嚴格的質(zhì)量平衡，上述動力學經(jīng)驗公式見式(1)。

為了使所建立的反應器模型能夠更加直觀、準確地反映實際運行情況，模型中反應器的設置應與工業(yè)裝置反應器的數(shù)量和催化劑級配模式相匹配。文中的渣油加氫裝置采用四級反應器工藝流程，其中一級反應器主要裝填保護劑和脫金屬劑，二級反應器主要裝填脫金屬劑和小部分脫硫劑，三、四級反應器主要裝填脫硫、脫殘?zhí)縿；谏鲜龃呋瘎┘壟湫问?，按照功能將模型反應器劃分為R1、R2、R3 三個反應器，其中R1、R2為單床層，對應實際裝置反應器R101 和R102，R3 劃分為Bed1 和Bed2 兩個床層，對應實際裝置反應器R103 和R104。模型開發(fā)人員可以根據(jù)催化劑研發(fā)及評價人員提供的試驗數(shù)據(jù)對模型反應器進行修正。此外，裝置反應工段為雙系列且進料相同，催化劑的裝填量與級配方式也完全相同，兩個系列反應器同時換劑投運，因此建立反應器工段模型時可先建立單系列模型，待建立全流程模型時再將另一系列的反應器模型加入。裝置反應器與模型反應器關聯(lián)方式見表1。

表1 模型反應器與物理反應器關聯(lián)方式

反應器模型主要的建模過程包括以下幾個部分。

（1）規(guī)定工藝流程及操作參數(shù)。包括原料及循環(huán)進料數(shù)量與入口、反應器數(shù)量、各反應器床層數(shù)量、氣體系統(tǒng)（新氫、循環(huán)氫、急冷氫及弛放氫的流程設計以及高低分數(shù)量）、反應器各床層入口及出口的溫度壓力、催化劑相關數(shù)據(jù)等。

（2）輸入原料及產(chǎn)品分析數(shù)據(jù)。包括原料渣油、加氫渣油、石腦油、柴油的溫度、壓力、流量、餾程、API°、硫含量、氮含量、金屬含量、殘?zhí)亢考盀r青質(zhì)含量等。此外，還包括新氫、弛放氫及低分氣等進出裝置氣體的分析數(shù)據(jù)。

（3）完成質(zhì)量衡算。完成進出裝置物流的質(zhì)量衡算、硫平衡及氮平衡計算。

（4）完成模型標定。基于上述輸入數(shù)據(jù)，進行模型標定。標定收斂后審查C5+餾程曲線、各反應器反應熱、壓降、總氫耗分配、產(chǎn)品性質(zhì)等指標是否合理，并進行精調(diào)。

通過上述步驟，完成反應器模型的建立及校準工作，具備開展全流程建模基礎。反應器模型建模步驟見圖1，部分輸入?yún)?shù)見表2，工藝流程見圖2。

圖1 反應器模型建模流程

圖2 渣油加氫處理裝置反應器工段模型

表2 反應器模型主要輸入?yún)?shù)

1.2 全流程模型建立

裝置為雙反應器系列，高低壓分離為“兩高兩低”設置，雙系列共用冷低分、汽提塔及分餾塔，分餾塔設置柴油側線汽提。對應的全流程模型主要包括四個部分：反應器部分、高低壓分離部分、循環(huán)氫部分及產(chǎn)品分餾部分。總流程采用Peng-Robinson作為全局物性方法，其中為了防止反應過程生成的硫化氫和氨進一步反應生成硫氫化銨鹽類結晶并堵塞設備，在冷高分入口空冷器前進行注水[13]，該過程使用帶酸性水計算的Sour PR 物性方法；循環(huán)氫脫硫采用吸收解析工藝，吸收劑為MDEA 溶液，該過程使用專用的Amine Pkg 物性包進行計算。操作條件按照標定數(shù)據(jù)輸入，全流程模型主要設備采用的模塊和物性方法見表3，全流程模型見圖3。

表3 全流程模型主要設備及物性方法

圖3 渣油加氫處理裝置全流程模型

1.3 模型準確性驗證

基于建立的全流程模型，對標定后反應器入口累計提溫1℃、2.5℃時工況進行預測。模擬結果與裝置實際運行參數(shù)、產(chǎn)品性質(zhì)數(shù)據(jù)進行對比分析，結果見表4、表5。

表4 不同工況下裝置運行參數(shù)模擬（單系列）

表5 不同工況下產(chǎn)品性質(zhì)模擬（單系列）

由表4 和表5 可以看出，裝置的主要操作條件包括新氫流量、循環(huán)氫流量、汽提塔頂溫度、主分餾塔頂溫度、主分餾塔底溫度、柴油側線汽提塔頂溫度等；裝置的主要生產(chǎn)指標包括轉化率、產(chǎn)品收率、加氫渣油硫含量、金屬含量和康氏殘?zhí)亢康?，其模型計算值與實際值較為吻合，表明模型具有較高的精確度。

基于建立的全流程模型，對裝置能耗進行了分析，模擬結果與裝置實際運行數(shù)據(jù)進行對比，結果見表6。

由于烴類物流使用虛擬組分進行物性計算，導致物流的密度、黏度、摩爾焓等參數(shù)的計算結果會與實際存在偏差，進而會對換熱設備、泵及壓縮機的能量計算造成影響。如在規(guī)定加熱爐出口溫度、輻射段熱效率作為加熱爐模塊設計規(guī)定的前提下，模型根據(jù)被加熱物料溫差計算出加熱爐的熱負荷（燃料消耗按照固定的燃料氣組成計算）。由表6可見，燃料消耗量、中壓蒸汽產(chǎn)生量與電耗的計算值與實際值僅存在≤1.2%偏差，表明模型的計算精度滿足用于指導裝置進行生產(chǎn)方案的預測及優(yōu)化研究的要求。

表6 裝置能耗

2 工藝分析優(yōu)化結果與討論

工藝分析包括：不同的循環(huán)氫純度、不同的反應器入口溫度設置對加氫過程的影響。為了進一步提高加氫渣油中硫的脫除率，對各反應器入口所需溫度進行預測。優(yōu)化方案研究包括：滿足低分油中輕組分及酸性氣脫除率的前提下降低汽提塔底蒸汽消耗量；最大化生產(chǎn)加氫柴油對加氫柴油、渣油性質(zhì)的影響。

2.1 循環(huán)氫純度對加氫過程的影響

循環(huán)氫純度或氫分壓是渣油加氫裝置最重要的工藝條件之一，反應器入口氫分壓=反應器入口總壓×反應器入口氣體中氫氣的摩爾分數(shù)（即進入反應器的新氫和循環(huán)氫混合氣中氫氣的摩爾分數(shù)）。高氫分壓可以提高達到熱力學平衡時的反應溫度，因此也擴大了為了彌補催化劑失活所需的升溫操作范圍。此外，提高氫分壓可以抑制大分子的脫氫縮合反應，緩解積炭的生成，有利于延長渣油加氫催化劑的使用周期。在工業(yè)裝置實際運行過程中，由于設計壓力已經(jīng)確定，系統(tǒng)總壓通常不能提升，若提高氫分壓，需要及時排放循環(huán)氫并提濃處理[14]，造成運行成本增加?；谌鞒棠Ｐ?，考察了當一級反應器入口溫度不變時將氫分壓從12.76MPa 增加至13.34MPa時各反應器床層平均溫度（WABT）、硫脫除率及預測催化劑剩余壽命的變化，如表7所示。

在預測模式下，將反應器收斂目標規(guī)定為R1的入口溫度和塔底產(chǎn)品的硫含量（Bottoms Sulfur）。按照催化劑的級配模式，R1主要進行脫金屬反應，R2主要進行脫金屬、硫、氮反應，R3主要進行脫硫、氮、殘?zhí)糠磻?。由?可見，隨著氫分壓的提高，R1 的WABT 伴隨氫分壓的增加只出現(xiàn)了0.1℃的小幅變化；而R2、R3的WABT則分別從389.7℃和401℃下降至388.2℃和400.1℃，這是由于氫分壓的提高有助于降低達到相同脫硫率和脫殘?zhí)柯仕枰姆磻鞔矊尤肟跍囟?。同時，因為高氫分壓可以抑制積炭生成，進而降低了因生焦而引起的催化劑失活速率，R1、R2、R3催化劑預測剩余壽命分別增加了6天、36天和33天。

表7 氫分壓變化對加氫過程的影響

2.2 反應器入口溫度對加氫過程影響分析

溫度是影響渣油加氫過程中雜原子脫除的重要因素，對反應速率的影響程度遵循阿累尼烏斯公式，在其他反應參數(shù)不變的情況下，反應速率的提高即意味著雜原子脫除率的提高。基于基礎工況，令R1入口溫度分別提高1℃、3℃、5℃，并通過調(diào)節(jié)急冷氫流量保持R3 入口溫度不變，考察對雜原子脫除率及化學氫耗的影響，如表8所示。

表8 R1入口溫度變化對加氫過程的影響

由表8 可見，和基礎工況相比，隨著R1 入口溫度分別提高至377.6℃、379.6℃、381.6℃，總脫硫率從85.36% 提高至86.14%，總脫殘?zhí)柯蕪?6.55%提高至67.19%，總脫金屬率變化最大，從72.13%提高至75.85%；由于脫雜原子率的增加，R1溫升和R2的入口溫度均有所提高，化學氫耗由141.3m3/m3增加至144.7m3/m3。

2.3 提高加氫渣油中硫脫除率分析

裝置目前運行在中后期，各反應器床層平均溫度（WABT）、末期操作溫度（EOR）及模型預測的各反應器預測剩余壽命見表9。

表9 模型反應器WABT、EOR及預測剩余壽命

由于R1、R2中裝填的脫硫劑比例較低，提高加熱爐出口溫度即R1 入口溫度，雖然可以間接提高后續(xù)反應器的催化劑床層溫度，繼而提高脫硫率，但對提高R1和R2的脫硫負荷收效甚微，而且會加快R1、R2催化劑的失活。因此，考慮通過降低R3入口急冷氫流量提高R3床層溫度，考察脫硫效果?；谌鞒棠Ｐ?，考察了R3 急冷氫流量從19500m3/h下調(diào)至10500m3/h時加氫渣油硫含量以及R3 催化劑床層入口溫度和加權平均溫度的變化，如圖4所示。

圖4 加氫渣油硫含量、R3床層平均溫度及入口溫度與R3急冷氫流量關系

由圖4 可見，隨著急冷氫流量由19500m3/h 減少 到10500m3/h，R3 入 口 溫 度 由384℃提 高 至390℃，R3床層平均溫度由401℃提高至406℃，加氫渣油硫含量由5514μg/g 下降至4880μg/g。目前加氫渣油產(chǎn)品指標硫含量控制在5500～5600μg/g 區(qū)間，當下游加工裝置要求原料硫含量進一步降低時，結合渣油加氫裝置換劑周期安排及R3 催化劑剩余壽命情況，可以考慮通過降低R3 急冷氫流量的方式提高R3 反應器入口溫度，進而提高硫的脫除率。

2.4 汽提塔節(jié)能優(yōu)化

汽提塔有27 塊塔板，熱低分油與冷低分油混合進料，采用過熱中壓蒸汽[400℃，3.5MPa(g)]為汽提介質(zhì)，將輕端（C4組分、硫化氫及其他不凝氣）從油品中脫除。塔頂物料經(jīng)空冷器、水冷器和回流罐后分出尾氣、酸性水及粗石腦油，塔底物料去分餾塔加熱爐。使用模型考察了中壓蒸汽消耗量對汽提塔底加氫渣油產(chǎn)品性質(zhì)的影響，如圖5所示。

圖5 汽提塔中壓蒸汽消耗量與塔底渣油中輕端、硫化氫含量的關系

經(jīng)模型計算，隨著蒸汽流量由2.8t/h降至2.4t/h，汽提塔底油中硫化氫含量始終≤10μg/g，輕端含量由≤10μg/g 上升至40μg/g；繼續(xù)降低蒸汽量，硫化氫及輕端含量顯著上升并超過控制指標。盡管減少汽提蒸汽量會提高加氫渣油中待分離輕端組分的氣相分壓，不利于液相中輕端的分離，但過量蒸汽也會導致汽提能力過剩及塔頂冷凝器負荷增加。由表10 可見，根據(jù)當前工況下產(chǎn)品性質(zhì)及模型計算結果，將中壓蒸汽流量由當前的2.8t/h 下調(diào)至2.4t/h，可以在滿足產(chǎn)品指標的前提下降低能耗，年經(jīng)濟效益約137.2萬元。

表10 汽提塔優(yōu)化方案經(jīng)濟效益分析

2.5 產(chǎn)品方案

加氫柴油硫、氮含量低、多環(huán)芳烴含量低、飽和烴含量高，經(jīng)過進一步加氫處理可直接生產(chǎn)清潔柴油，也可經(jīng)過加氫改質(zhì)/裂化處理同時多產(chǎn)高芳潛石腦油和清潔柴油。根據(jù)市場需求的變化靈活調(diào)整加氫柴油產(chǎn)量，進一步優(yōu)化全廠產(chǎn)品結構，以實現(xiàn)更高經(jīng)濟效益。

目前裝置加氫渣油切割溫度為282℃（設計值為350℃），按照最大化生產(chǎn)催化裂化原料進行操作。為了更好地應對市場波動，應用模型對產(chǎn)品方案進行分析，在設計工況（正常工況）及多產(chǎn)柴油工況時預測產(chǎn)品性質(zhì)變化趨勢。

由圖6 可見，主分餾塔C302 有37 塊塔板，低分油經(jīng)加熱爐由第28 板進塔，塔底用220℃低壓蒸汽作為汽提介質(zhì)。塔頂氣相經(jīng)空冷器后進入回流罐，分出石腦油和水；全塔設1 個中段回流取熱段，并設置側線汽提塔，汽提塔再沸熱源采用主分餾塔底加氫渣油，柴油經(jīng)汽提塔汽提后抽出。

圖6 C302主分餾塔流程示意圖

利用靈敏度分析工具考察主分餾塔側線抽出量對柴油和加氫渣油性質(zhì)的影響。由表11可以看出，隨著柴油抽出量的增加，加氫渣油抽出量逐漸減少，初餾點提高。當側線柴油抽出量為19.5t/h 時，加氫渣油產(chǎn)品指標與正常工況的設計值（硫含量≤6000μg/g，金屬Ni+V≤20μg/g，殘?zhí)俊?.8%）相符；當側線抽出量繼續(xù)提高至23.5t/h 時，雜原子濃度依然維持在下游裝置最大承受范圍內(nèi)（硫含量≤6500μg/g，金屬Ni+V≤20μg/g，殘?zhí)俊?%），因此對加氫渣油性質(zhì)影響在生產(chǎn)允許范圍內(nèi)，但是柴油95%餾出溫度為369.2℃，產(chǎn)品質(zhì)量已經(jīng)不合格。因此在執(zhí)行多產(chǎn)柴油加工方案時，主分餾塔側線柴油抽出量應控制在23t/h以下。

表11 側線抽出量對柴油及加氫渣油性質(zhì)的影響

3 結論

基于Petro-SIM 的RHDS-SIM 渣油加氫反應模塊構建了固定床渣油加氫的反應器模型及全流程模型，驗證了模型的準確性，并基于模型開展了工藝分析及生產(chǎn)方案優(yōu)化，結論如下。

（1）分別選取了標定后反應器入口累計提溫1℃、2.5℃時兩種工況下的運行參數(shù)和產(chǎn)品性質(zhì)數(shù)據(jù)與模擬結果對比，對模型進行了準確性驗證，結果表明模型預測結果具有較高的精確度，可以作為預測和優(yōu)化的分析工具。

（2） 將R1 入 口 氫 分 壓 從12.76MPa 增 加 至13.34MPa，R2、R3的床層平均溫度分別從389.7℃和401℃顯著下降至388.2℃和400.1℃，R1、R2、R3 催化劑預測剩余壽命分別增加了6 天、36 天和33天。

（3）將R1 入口溫度分別提高1℃、3℃、5℃，總脫硫率從85.36%提高至86.14%，總脫殘?zhí)柯蕪?6.55%提高至67.19%，總脫金屬率從72.13%提高至75.85%，R1 溫升和R2 的入口溫度均有所提高，化學氫耗由141.3m3/m3增加至144.7m3/m3。

（4） 將R3 急 冷 氫 流 量 由19500m3/h 減 少 到10500m3/h，R3 入口溫度由384℃提高至390℃，加氫渣油硫含量由5514μg/g 下降至4880μg/g，在統(tǒng)籌考慮下游加工裝置需求、換劑周期及R3 催化劑剩余壽命等因素的前提下，可通過適當減少急冷氫流量進一步提高加氫渣油硫的脫除率。

（5）將汽提塔底中壓蒸汽流量降低0.4t/h，可在滿足產(chǎn)品指標的前提下降低能耗，實現(xiàn)年經(jīng)濟效益約137.2萬元。

（6）將柴油側線汽提塔抽出量控制在≤23t/h，加氫柴油及加氫渣油產(chǎn)品性質(zhì)能夠滿足產(chǎn)品規(guī)格及下游裝置進料要求，實現(xiàn)多產(chǎn)柴油生產(chǎn)方案。

實踐表明，基于RHDS-SIM Reactor 建立的渣油加氫反應器模型及全流程模型能夠準確反映裝置的實際運行工況，為操作人員進行深度工藝分析提供了工具和手段，為解決生產(chǎn)瓶頸、提高產(chǎn)品收率和質(zhì)量、實現(xiàn)降本增效提供了理論依據(jù)，可用于指導裝置生產(chǎn)，并實現(xiàn)良好的經(jīng)濟效益。