基于HYSYS的脫庚烷塔的模擬與選型

楊 越 中海油石化工程有限公司 濟(jì)南 250101

芳烴抽提裝置根據(jù)原理的不同，一般可以分為液液抽提和抽提蒸餾兩種工藝方法[1]，兩種工藝適用的原料和工況有所不同。兩種工藝對比，抽提蒸餾相比液液抽提，需設(shè)脫庚烷塔，能耗較低且更適合芳烴含量較高的進(jìn)料。

某裝置的進(jìn)料脫戊烷油來自催化重整，流量為200 t/h，組成見表1。

表1 脫戊烷油組成

其芳烴含量較高，為88.5%(wt)。若采用液液抽提的工藝，則受限于溶劑環(huán)丁砜的選擇性，進(jìn)料需要混兌大量抽余油，以降低芳烴含量，同時需蒸發(fā)大量回流反洗液，能耗較大，因此對于該物料,更適合采用抽提蒸餾工藝。

對于抽提蒸餾工藝，在抽提前需設(shè)置脫庚烷塔。本文基于HYSYS軟件對脫庚烷塔進(jìn)行模擬及選型。

1 脫庚烷塔的作用與模擬的建立

脫庚烷塔的作用是將上游的脫戊烷油分離為C6/C7餾分油和C8+餾分油。

GB/T 3405～3407[2-4]中對芳烴抽提裝置的產(chǎn)品包括苯、甲苯、混合二甲苯的規(guī)格要求見表2。

脫庚烷塔作為芳烴抽提裝置的第一個塔，為使后續(xù)產(chǎn)品滿足要求，其塔頂和塔底的產(chǎn)品規(guī)格應(yīng)滿足一定的要求。

根據(jù)分離目的和產(chǎn)品規(guī)格，在HYSYS軟件中建立脫庚烷塔的模擬，見圖1。

圖1 HYSYS流程模擬

脫戊烷油經(jīng)E-101脫庚烷塔進(jìn)料預(yù)熱器加熱后進(jìn)入T-101脫庚烷塔，經(jīng)塔分餾得到C6/C7餾分油和C8+餾分油。該過程涉及的物料為烴類體系，選擇石油煉制模擬中結(jié)果十分可靠的PR狀態(tài)方程作為物性方法。在HYSYS軟件中設(shè)置脫庚烷塔T-101的塔板數(shù)為90，進(jìn)料位置為第45層塔板(塔板編號自上而下)。T-101的自由度為2，因此需要設(shè)置兩個規(guī)定。為使甲苯產(chǎn)品的雜質(zhì)含量滿足GB/T 3406-2010中Ⅰ號甲苯中C8芳烴不大于0.05%(wt)的要求，規(guī)定塔頂組分中混合二甲苯與甲苯的質(zhì)量之比小于0.0004，同時，為使混合二甲苯滿足5℃的餾程要求，規(guī)定T-101塔底產(chǎn)品中甲苯與混合二甲苯的質(zhì)量之比為0.002。運(yùn)行后，T-101收斂。

2 脫庚烷塔T-101的模擬與選型

2.1 T-101操作壓力的選擇

在T-101的眾多工藝參數(shù)中，操作壓力是最具決定性的參數(shù)，對其他參數(shù)的影響較大，而其他參數(shù)的變化對操作壓力與塔負(fù)荷之間的規(guī)律影響較小，因此,優(yōu)先對操作壓力進(jìn)行分析。選擇T-101的操作壓力為變量，研究其對塔底負(fù)荷、溫度等的影響規(guī)律。當(dāng)T-101的規(guī)定不變，塔頂操作壓力在0.05～0.14 MPa(G)的范圍內(nèi)時，T-101均收斂，得出塔底負(fù)荷和塔的溫度對操作壓力曲線，如圖2所示。

圖2 塔參數(shù)隨操作壓力的變化

通常情況下，塔的負(fù)荷和溫度隨著操作壓力的增大而上升，較低的操作壓力有利于組分的分離。

由圖2分析，在同樣的分離要求下，隨著操作壓力的增大，塔底負(fù)荷和回流比逐漸上升，塔底和塔頂溫度逐漸上升，符合一般規(guī)律。從能耗和設(shè)備選型的角度講，在能完成分離目標(biāo)的情況下，T-101的操作壓力越低，塔底負(fù)荷越低，回流比越低，塔的氣液相負(fù)荷越低，所需塔徑越小。因此，T-101常壓操作?？紤]到塔頂至回流罐維持正壓，并保證回流罐中不凝氣的排放，塔頂操作壓力定為0.05 MPa(G)，此時塔頂溫度為109.1℃，塔底溫度為181.0℃。

2.2 T-101塔板數(shù)的選擇

在塔頂操作壓力為0.05 MPa(G)的條件下，對T-101的塔板數(shù)進(jìn)行分析，通過模擬可知，由于塔的設(shè)定不變，塔板數(shù)的多少對塔的回流比和塔底負(fù)荷影響較大，對產(chǎn)品的組成、溫度沒有影響。在塔板數(shù)35～100的范圍內(nèi)對T-101進(jìn)行研究，可以得到塔的回流比和塔底負(fù)荷對塔板數(shù)的曲線，如圖3所示。

圖3 回流比、塔底負(fù)荷隨塔板數(shù)的變化

從圖3可以觀察出，回流比和塔底負(fù)荷隨塔板數(shù)的變化趨勢相同，回流比和塔底負(fù)荷隨著總塔板數(shù)的增加先明顯減小后逐漸趨于平緩。綜合考慮塔的運(yùn)行成本和投資成本，選擇T-101的塔板總數(shù)為75層。

2.3 T-101進(jìn)料位置的選擇

在塔頂操作壓力為0.05 MPa(G)、總塔板數(shù)75層的條件下，調(diào)整T-101的進(jìn)料位置。進(jìn)料位置過高或過低均會導(dǎo)致不合理的精餾段、提餾段分配以及組分返混，在分離目標(biāo)不變的情況下，直觀表現(xiàn)為塔的負(fù)荷會明顯增加。在同樣的分離要求下，當(dāng)進(jìn)料位置在20～55層塔板范圍內(nèi)時，HYSYS模擬均收斂?？梢愿鶕?jù)模擬數(shù)據(jù)作出塔底負(fù)荷隨進(jìn)料位置的曲線，見圖4。

圖4 塔底負(fù)荷隨進(jìn)料位置的變化

由圖4可以得知，T-101的塔底負(fù)荷隨進(jìn)料位置的提高，先減小后增大，當(dāng)進(jìn)料位置為43層時，塔底負(fù)荷取得最小值，因此，選擇第43層塔板為進(jìn)料板。

2.4 T-101進(jìn)料溫度的選擇

在塔頂操作壓力為0.05 MPa(G)、總塔板數(shù)75層。在第43層塔板處進(jìn)料的條件下，調(diào)整T-101的進(jìn)料溫度，當(dāng)進(jìn)料溫度在80～160℃時，作出塔底負(fù)荷、塔底和進(jìn)料預(yù)熱總負(fù)荷以及回流比隨進(jìn)料溫度的變化曲線，見圖5。

圖5 負(fù)荷、回流比隨進(jìn)料溫度的變化

從圖5中可以發(fā)現(xiàn)，隨著進(jìn)料溫度的升高，塔底負(fù)荷逐漸減小，塔底和進(jìn)料預(yù)熱總負(fù)荷逐漸增大，回流比逐漸增大，且在泡點(diǎn)溫度前后趨勢變化明顯。從操作費(fèi)用的角度分析，熱量在預(yù)熱器輸入的操作費(fèi)用更低。在芳烴抽提裝置中，低溫位熱源較為富裕，進(jìn)料預(yù)熱同時可用于冷卻其他流股，增加預(yù)熱器負(fù)荷不會產(chǎn)生額外的操作費(fèi)用。而塔底再沸器的溫位較高，一般只能采用中壓蒸汽或塔頂氣相作為熱源，塔頂氣相有限，若負(fù)荷增加只能消耗更多的中壓蒸汽。從設(shè)備選型的角度分析，泡點(diǎn)進(jìn)料可以使精餾段與提餾段的氣液相負(fù)荷一致，從而塔可以采用等徑設(shè)計(jì)，便于加工制作。且冷液進(jìn)料時，塔的提餾段氣液相負(fù)荷會比泡點(diǎn)進(jìn)料時更高，需要更大的提餾段塔徑才能滿足操作。因此，進(jìn)料溫度為泡點(diǎn)進(jìn)料(129℃)時，塔的總負(fù)荷不高且回流比較低，脫庚烷塔的操作費(fèi)用和投資費(fèi)用更低。

2.5 T-101的選型

綜上，可以得到脫庚烷塔的各項(xiàng)工藝參數(shù)，塔頂操作壓力為0.05MPa(G)，總塔板數(shù)75層，第43層塔板為進(jìn)料板，泡點(diǎn)進(jìn)料，此時塔底負(fù)荷為20.1MW，塔頂溫度為109.1℃，塔底溫度為181.0℃。可以在塔頂?shù)玫?9.5%(wt)的C7-餾分油，塔底得到99.8%(wt)的C8+餾分油。

利用HYSYS對上述工藝參數(shù)的脫庚烷塔進(jìn)行水力學(xué)計(jì)算，可得塔直徑為Ф5200mm，塔板間距為600mm，精餾段單溢流，提餾段雙溢流的泡罩塔能夠滿足操作和分離要求。

3 結(jié)語

使用HYSYS流程模擬軟件對芳烴抽提裝置中的脫庚烷塔進(jìn)行了工藝模擬和選型。通過對操作壓力、塔板數(shù)、進(jìn)料位置、進(jìn)料溫度的分析，找到了最佳的工藝參數(shù)，使塔的操作更加合理，能耗更低，且通過分餾得到的兩種產(chǎn)品中關(guān)鍵組分的質(zhì)量含量均較高，能夠滿足裝置下游的要求。