焦化富气的流程模拟和改进Word格式文档下载.docx

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1.3.2中国石油加工工艺技术的发展5

1.3.3延迟焦化5

1.4焦化富气处理系统7

1.4.1焦化富气7

1.4.2吸收稳定系统7

1.4.3吸收稳定过程同传统吸收过程比较9

1.4.4选择适当的吸收条件9

1.4.5解吸塔的进料方式10

1.4.6控制合适的解析温度10

1.4.7分析吸收和解析过程11

1.4.8焦化产品的介绍12

1.5HYSYS的介绍12

1.5.1HYSYS模拟计算系统的特点和功能13

1.5.2HYSYS模拟计算系统的主要物性计算方法15

1.5.3HYSYS模拟计算系统中的不足16

1.6设计的总体构想16

第2章流程模拟18

2.1设计任务18

2.2原流程图的介绍18

2.2.1原流程的设计参数20

2.3新流程的介绍28

2.3.1经济评价31

2.3.2环境影响31

第3章流程的优化32

3.1优化干气组分32

3.1.1参数调节对系统的影响32

3.1.2结果分析43

3.2优化C2、LPG的收率44

3.2.1参数对系统的影响44

3.2.2结果分析50

结论51

参考文献52

致谢53

第1章引言

1.1焦化富气回收流程改进及模拟的重要意义

炼油工业中，延迟焦化是一个重要的原油二次加工过程。

吸收-稳定过程在催化裂化中的作用是将富气、粗汽油分离成干气、液化气和蒸汽压合格的稳定汽油。

各炼油厂近年来逐渐对反应-再生系统进行技术改造，通过采用新工艺和新型催化剂，使产气率大幅度提高，取得了显著的经济效益。

与此同时，各炼厂还试图进一步提高催化加工量，由于产气量和处理量的增加，吸收-稳定系统往往不能适应这种变化，取得更大的经济效益和社会效益[1]。

近年来，为了面向市场需求进一步提高产品的综合经济效益，又以生产液化石油气和柴油为主要产品的生产方案组织生产，要求熄灭火炬，减少干气中C3及其较重组分（C3及其较重组分含量≯3%（V））。

这就要求吸收稳定系统必须进行优化操作技术，优化控制条件，以增加目的产品，最大限度的节能增产，提高经济效益。

焦化富气回收流程，加工催化裂化分馏塔塔顶油气分离器的粗汽油和富气，将干气（C2和C2以下）分离，得到蒸汽压满足要求的汽油和残留物指标合格的液化气。

为了保证产品质量和平稳操作，吸收稳定系统需达到以下指标：

①干气尽可能干，C3含量不大于3%（体积分数）;

②液化气中C2含量不大于2%（体积分数）。

以往，我们比较注重系统操作对总液收（汽油+柴油+液化气收率）的影响，忽视了吸收稳定系统的操作对于总液收的影响。

事实上，吸收稳定系统不仅决定汽油、液化气的产品质量，而且对装置液收有一定影响.主要是干气带走C3及其以上组分，所谓干气“不干”，其对装置液收的影响没有引起足够的重视。

某厂从目前现场运行数据显示，由于实际操作中的富气和粗汽油的处理量远大于设计能力，导致吸收塔，解析塔的分离效率远低于设计值，虽将塔板形式进行了改进，仍达不到理想的效果。

目前系统效果差主要表现在两方面：

1、干气不干，该吸收稳定系统产出的干气中液化气（LPG）组分严重超标，干气中LPG浓度平均在10%左右，远超过设定浓度指标。

稳定塔顶不凝气流量约1700Nm3/h，含有大量的LPG组成，返回压缩机前入口。

所以，需对该厂的装置进行改造。

1.2国内外的发展状况

石油加工工艺的研究可以追溯到19世纪90年代，当时炼油界先驱者McAfee在实验室发现采用三氯化铝作催化剂可以促进裂化反应，从而提高汽油产率。

Gulf石油公司据此于1915年建立了第一套工业化装置。

采用固体酸性催化剂的Huodry催化裂化工艺的开发是炼油技术中的一个空前成就。

美国的Vacuum石油公司利用这一技术于1931年建成3500t/a的中型装置，取得了工业化数据。

1936年4月6日，第一套100kt/a的固定床催化裂化工业装置开始运转。

固定床催化裂化存在无法克服的缺点:

设备结构复杂，操作繁琐，控制困难。

为克服固定床工艺的缺点，实现催化剂在反应和再生操作之间的循环，移动床催化裂化工艺应运而生[2]。

1948年HPC公司开发了Huodriflow移动床催化裂化过程，并于1950年投产了第一套350kt/a工业化装置。

其主要特点是反应器放在再生器顶部。

然而移动床忽视了催化剂颗粒过大带来的传质阻力，因此被流化催化裂化逐渐取代。

流化催化裂化的开发最初是从螺旋输送粉剂这一开发项目开始的，粉剂的应用是发明流化催化裂化和各种流化床的关键。

早在本世纪二十年代，美国麻省理工学院的W.K.Lewis就提出“利用磨粉催化剂沉降分离的特性，采用一种密相流化床”。

第一套工业流化催化裂化装置于1942年建成投产，到1952年W型流化催化裂化装置投产。

50年代前后不少大的石油公司推出了自己的两器配置形式，使采用密相流化床反应器的催化裂化技术趋向成熟。

50年代中期，UOP公司就推广直提升管高低并列式装置设计，这种装置已接近于现代的提升管装置，它可采用密相操作，也可以在催化剂床层低到汽提段内的情况下操作。

随着沸石催化剂的推出，这种型式演变成全提升管催化裂化工艺[3]。

1.3国内外发展状况

1.3.1各公司发展现状

1）Kellogg公司

重油催化裂化（HOC）是Kellogg公司推出的技术，这种装置和垂直外提升管经横管与分离器相通，出口有粗旋风分离器。

再生器装有内取热盘管和外取热器。

2）UOP公司

UOP公司设计的高效再生流化催化裂化装置特点是:

提升管出口装有催化剂和油气的快速分离设施，减少其接触时间，降低反应器内旋风分离器的催化剂负荷;

形状独特的快速床再生器（烧焦罐）能使空气和催化剂接触良好，大幅度地提高了烧焦强度;

这种装置减少了催化剂藏量，为维持催化剂活性所需加入的新鲜催化剂量可以减少。

RCC技术也是以UOP公司为主开发的一种工艺。

其技术特点是:

再生器为两段逆流再生，第一段采用逆流烧焦不完全再生，焦炭中的全部氢和80%一90%的碳被烧掉。

第二段采用高氧完全再生，使再生催化剂含炭量降低;

催化剂上的重金属是通过高温烃类气流和水蒸汽作用而达到钝化的；

采用新的雾化喷嘴，较低的反应压力，注入稀释剂，尽量缩短反应时间，以减少生焦，提高液体产品收率;

提升管出口设有效果较好的弹射式快分，减少二次反应；

再生器设置有下流式外取热器。

90年代初UOP公司又推出了CCC工艺（可控制的催化裂化）。

可控制的催化裂化集工艺设计、催化剂配方和工艺操作条件之大成，以生产质量最好的产品。

3）Shell石油公司

投产的第一套重油催化裂化装置特点为:

采用高效进料催化剂混合系统以及短接触时间的提升管反应器，使之降低焦炭和气体生成量，同时使用了钝化剂;

采用分段汽提，包括从分离出来的催化剂中迅速汽提出烃类和第二段汽提器中高效地解吸出剩余的烃类;

采用高效再生器限制焦炭的放热量，允许热量以C0的形式传递给C0锅炉;

采用性能可靠的取热器，调节装置的热平衡。

4）Stone&

Wbester公司

建成投产的重油催化裂化装置，增设了第二再生器，掺炼渣油的比例提高到30%一40%。

1982年又将同轴式催化裂化装置改成重油催化裂化工艺，新设叠置式两段再生器及反应器，采用了先进的进料喷嘴及其它技术成果特点有：

（1）认为原料中的残炭与生焦率无关，当处理残炭原料时，生焦率为6%一7%，装置不设取热设施。

（2）采用两个再生器进行再生。

催化剂从第一再生器到第二再生器，两个再生器的烟气自成系统。

第二再生器的旋风分离器设在器外，再生器内无其它构件，可承受高温。

（3）使用金属钝化剂，效果较好。

（4）要求原料中氢含量在12%较好，最低为8%。

（5）使用了高效雾化喷嘴。

（6）推荐采用超稳沸石（USY）催化剂。

5）其他公司

Lumus公司开发的催化裂化装置1998年已有13套建成投产。

在设计中采用了先进的反应系统和高效催化剂汽提器，以及专有的进料喷嘴。

再生系统为快速床单段再生。

一种采用被称为下一代催化裂化（NExcc）技术的催化裂化装置在芬兰的Nesteoy公司实现工业化，它采用两个组合的循环流化床反应器，其中一个作为裂化反应器，另一个作为催化剂再生器，两个流化床反应器同用一个承压外壳，并且裂化反应器放在再生反应器之内。

另外，用多入口旋分器取代了常规旋分器[4]。

NEXCC装置的反应温度为600~650℃，汽油和轻烃产率可达85%～90%，设备尺寸只有同等规模的催化裂化装置的三分之一左右，建设费用估计低40%～50%。

1.3.2中国石油加工工艺技术的发展

1965年5月5日，我国第一套流化催化裂化装置在抚顺石油二厂建成投产，处理量为0.6Mt/a，两器型式采用同高并列式。

1977年12月，在洛阳石油化工工程公司（LPEC）实验厂建成投产了我国第一套50kt/a同轴式器内两段再生的催化裂化装置。

1978年武汉石油化工厂（0.6Mt/a）、乌鲁木齐石油化工总厂（0.6Mt/a）和镇海石油化工总厂（1.2Mt/a）相继建成高低并列式提升管催化裂化装置。

北京设计院和荆门石油化工总厂合作把该厂原有的催化裂化装置改造成提升管快速床再生催化裂化装置，采用了具有外循环管的烧焦罐，取得了很好的效果。

为了进一步增加再生系统的处理能力，洛阳石油化工工程公司为高桥石油化工公司炼油厂和锦州炼油厂的装置改造设计中采用了后置烧焦罐式的两段再生，提高了装置处理能力。

我国原油大多偏重，因此，重油催化裂化早就引起我国炼油界的重视。

大庆常压渣油催化裂化技术的攻关成功，推动了我国渣油催化裂化技术的发展，并且已扩展应用于其它原油的常压渣油和高残炭原料。

我国渣油催化裂化技术，经过多年的研究和生产实践，已经掌握了原料雾化、内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化、催化剂预提升等整套渣油催化裂化的基本技术，同时系统地积累了许多成功的操作经验[5]。

1.3.3延迟焦化

延迟焦化与热裂化相似，只是在短时间内加热到焦化反应所需温度，控制原料在炉管中基本上不发生裂化反应，而延缓到专设的焦炭塔中进行裂化反应，“延迟焦化”也正是因此得名。

延迟焦化装置主要由8个部分组成：

（1）焦化部分，主要设备是加热炉和焦炭塔。

有一炉两塔、两炉四塔，也有与其它装置直接联合的。

（2）分馏部分，主要设备是分馏塔。

（3）焦化气体回收和脱硫，主要设备是吸收解吸塔，稳定塔，再吸收塔等。

（4）水力除焦部分。

（5）焦炭的脱水和储运。

（6）吹气放空系统。

（7）蒸汽发生部分。

（8）焦炭焙烧部分。

国内选定炉出口温度为495～500℃，焦炭塔顶压力为0.15～0.2Mpa。

延迟焦化原料可以是重油、渣油、甚至是沥青。

延迟焦化产物分为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。

对于国产渣油，其气体收率为7.0～10%，粗汽油收率为8.2～16.0%，柴油收率为22.0～28.66%，蜡油收率为23.0～33.0%，焦炭收率为15.0～24.6%，外甩油为1～3.0%。

焦化汽油和焦化柴油是延迟焦化的主要产品，但其质量较差。

焦化汽油的辛烷值很低，一般为51～64（MON），柴油的十六烷值较高，一般为50～58。

但两种油品的烯烃含量高，硫、氮、氧等杂质含量高，安定性差，只能作半成品或中间产品，城经过精制处理后，才能作为汽油和柴油的调和组分。

焦化蜡油由于含硫、氮化合物、胶质、残炭等含量高，是二次加工的劣质蜡油，目前通常掺炼到催化或加氢裂化作为原料。

石油焦是延迟焦化过程的重要产品之一，根据质量不同可用做电极、冶金及燃料等。

焦化气体经脱硫处理后可作为制氢原料或送燃料管网做燃料使用[6]。

正是由于延迟焦化的上述优点，使得延迟焦化在我国得到了迅速的发展，这主要是因为：

（1）延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾的有效手段。

这是由于我国原油普遍偏重，且含蜡量高，柴油的收率低，国内原油的柴油馏分收率比国外原油平均低5～7百分点。

因此目前我国每年大约进口80×

104t柴油，同时不得不出口30×

104t汽油，以求国内供需平衡。

其次是由于我国炼油企业二次加工均以催化裂化为主，柴汽比低（延迟焦化为1.94，催化裂化为0.56），因此发展延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾，增产柴油的有效办法。

（2）延迟焦化与加氢裂化相比，延迟焦化尽管存在轻质油产品安定性差、操作费用低（加工费约为加氢裂化操作费用的1/2～1/3），使其具有较强的竞争力。

由于延迟焦化具有投资少，操作费用低，转化深度高等优点，延迟焦化已发展成为渣油轻质化最主要的加工方法之一。

因此，在目前我国资金紧张，轻油产品尤其是柴汽比供需矛盾突出的情况下，延迟焦化是解决这一矛盾的较理想的手段之一[7]。

由于延迟焦化工艺原料适应范围广、轻油收率高、投资和操作费用低，已成为当今石油加工的主要手段。

根据2003年美国SFA太平洋公司统计，世界渣油加工能力约占原油一次加工能力的20%，其中焦化加工能力占渣油加工能力的31%，热裂化和减黏裂化占26%，渣油加氢占17%，渣油催化裂化占24%，剩余为溶剂脱沥青。

可见延迟焦化是世界上最主要的加工工艺之一。

随着原油供应的劣质化、重质化，我国延迟焦化加工能力不断增加主要是因为：

（1）延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾的有效手段

（2）延迟焦化与加氢裂化相比，延迟焦化尽管存在轻质油产品安定性差、操作费用低（加工费约为加氢裂化操作费用的1/2～1/3），使其具有较强的竞争力。

1995年我国延迟焦化装置加工能力1348万吨，1999年达到2063万吨，2006年超过5000万吨，预计2010年将达到7000万吨。

2006年延迟焦化加工能力已经远远超过催化裂化加工渣油3500万吨的能力，位居国内渣油加工首位[8]。

1.4焦化富气处理系统

1.4.1焦化富气

石油产品经延迟焦化，从催化分馏塔塔顶将流出粗汽油和焦化富气。

其中焦化富气中含有大量的甲烷、乙烷等有用物质。

经加工可以得到焦化干气、液化石油气等有用物质。

1.4.2吸收稳定系统

吸收稳定系统是催化裂化装置中的后处理部分，它将来自催化分馏塔顶的粗汽油和富气加工成干气、液化气和稳定汽油产品。

吸收稳定系统的任务是以压缩富气中生产质量合格的稳定汽油，液化石油气和干气。

其主要控制指标是稳定汽油的蒸汽压、干气中的C3及其较重组分的含量≯3%，以及液化石油气中的硫化氢含量。

各种气体在液体中都有一定的溶解度，当气体和液体接触时，气体溶解于液体中的浓度逐渐增加直至饱和。

当溶质在气相中的分压大于它在液相中的饱和蒸气压时，此压力差即是吸收过程的推动力;

反之，溶质自液相逸入气相时，即为解吸过程。

八十年代对吸收稳定提出如下技术指标：

（1）干气中C3含量为3%（V/V）;

（2）液化气中C2含量为3%（V/V）;

（3）正常操作条件下停出不凝气，并使C3回收率达92%以上，C4回收率达97%以上[9]。

吸收解吸系统的工艺流程经历了两个主要的发展阶段:

单塔流程阶段和双塔流程阶段。

单塔流程即吸收、解吸两个相反的过程在同一塔内进行，由于相互影响，操作难以稳定，分离效果差[10]。

60年代，国外开始出现双塔流程工艺，70年代末国内新建的催化裂化装置也陆续采用了这一工艺。

同时，对已有装置进行改造时也纷纷将单塔流程改为双塔流程。

该工艺的特点是:

吸收、解吸两个工艺过程分开进行，解吸气、富吸收油经冷却后同时进入汽液平衡罐，与压缩富气接触，进行两相间的传热、传质操作。

这样，汽液平衡罐相当于一块理论板，在提高吸收效果的同时，使解吸塔的操作更易于调节，乙烷解吸率提高。

并且由于吸收塔气相进料因温度下降而相应减少，因而相对减少了吸收剂用量和吸收塔与稳定塔的负荷。

进入90年代，国内一些炼厂对吸收解吸系统的改造及研究侧重于用规整填料替代浮阀塔板、优化换热流程、解吸塔双股进料和解吸塔低温进料。

吸收稳定特点：

（1）压力越高对吸收越有利，但压力增至一定后，对提高吸收率的作用并不显著，反而会明显地增加气体压缩所需的动力消耗。

（2）温度对吸收效率的影响很大，温度愈低，效率愈高。

为了降低吸收温度，通常设置中间冷却器，从吸收塔中部移出吸收过程产生的热量。

（3）理论塔板数越多，越有利于达到吸收和解吸的气液相平衡，但工程投资也越大。

其中富气吸收稳定装置流程主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成。

目前生产中使用的单塔流程，其特点为：

富气经压缩冷却后，在平衡罐分为气液两相，分别进入吸收段和解吸段。

吸收段底部富吸收油直接进入解吸塔段，解吸段顶部的解吸气直接进入吸收段。

这种单塔流程吸收效果最差[11]。

1.4.3吸收稳定过程同传统吸收过程比较

利用传统吸收工艺分离干气中H2S的过程中，H2S在胺液中溶解度较干气中其他烃类组分大得多，在吸收塔底得到富胺液（H2S富集，烃类含量很低），塔顶得到净化干气。

富胺液经过一个低压闪蒸罐就可以将胺液中溶解的少量烃类脱除。

富胺液进人再生塔再生得到贫胺液和H2S气体。

也就是说传统吸收操作过程是:

吸收塔（或加闪蒸罐）、再生塔。

富气中C2与LPG组分的分离采用吸收稳定工艺，富气进人吸收解吸系统得到C2组分（干气）和脱乙烷汽油。

然后在稳定塔内用分馏工艺将稳定汽油与LPG分离，稳定塔即是吸收剂的再生塔。

催化裂化富气分离流程是:

吸收解吸系统一稳定塔（吸收剂再生塔）。

相比于分馏过程中气液相之间的双向传质，传统吸收的操作中主要进行的是气相到液相的单向传质。

富气吸收塔采用汽油作为吸收剂，必须有一个配套的解吸C2组分的解吸塔，以及设置解吸气返回吸收塔流程，是由于汽油对C2和C3等组分吸收的选择性不很高的物性所决定的。

因此，吸收解吸系统在压缩富气中C2:

与LPG组分和分离过程中起到类似传统吸收过程单独的吸收塔（或加闪蒸罐）的作用。

通过解吸气不断在吸收和解吸之间循环实现选择性吸收，弥补吸收剂对气相各组分吸收选择性差的缺陷，以完成有效的分离过程[12]。

1.4.4选择适当的吸收条件

在吸收压力不变的情况下，吸收温度是影响吸收效果的重要因素。

吸收温度低，气体溶质溶剂度大，吸收速度快，有利于提高吸收率。

降低循环水的温度，增加吸收塔一中、二中回流，兼顾气压机工况与能耗，控制粗汽油冷后温度在40～45℃，控制稳定汽油温度，都可以控制吸收温度。

控制贫吸收油温度，使再吸收塔温度不大于45℃，保证再吸收塔的吸收效果。

保证足够的油气比。

油气比是指吸收油（粗汽油与补充吸收剂）量与进塔的压缩富气量之比。

当催化装置的处理量与操作条件一定时，吸收塔的进气量基本不变，分馏来粗汽油量基本不变，油气比的大小就取决于补充吸收剂的量，增加补充吸收剂量，油气比增加，吸收推动力大，有利于吸收。

通常可认为压缩富气的密度是2kg/m3，一般吸收油与压缩富气的重量比约为2，由压缩富气量就可以推算出合适的补充吸收剂量;

还有一种算法是补充吸收剂量和粗汽油量之比为0.7～1.3[13]。

1.4.5解吸塔的进料方式

解吸塔按进料方式可有以下几种：

（1）热进料料方式通过凝缩油与稳定汽油换热后进人解吸塔。

优点是可以减少塔底再沸器热负荷但解吸气量较大，增大了吸收系统的负荷及冷却负荷，使吸收效果差。

（2）冷进料方式进料不预热进入。

优点是解吸气较少，吸收效果好缺点是解吸塔底再沸器所需热量增加。

（3）冷热双股进料方式：

凝缩油分为冷热两股，冷热进料分别进入到解吸塔顶部和中上部。

该流程在一定程度上综合了冷、热进料的优点。

（4）中间换热流程采用冷凝缩油直接进解吸塔顶部，在解吸塔中部设置一个利用稳定汽油热源的中间再沸器，避免双股进料流程存在轴向传质返混问题，更充分结合了冷、热两种进料方式的优点。

塔底再沸器热负荷与热进料接近，吸收效果及吸收系统冷却负荷与冷进料几乎相同[14]。

1.4.6控制合适的解析温度

控制合适的解吸温度，不仅能保证稳定塔的平稳操作，保证液化气中的C2含量不大于2%（体积分数），对于保证吸收塔的吸收效果有重要的意义。

因为本装置吸收、再吸收塔的负荷以至设计极限，解吸温度高，富气量多，就会影响吸收和再吸收塔的吸收效果，所以解吸温度不宜太高。

另外，反再系统操作条件变化，影响气体组成变化，解吸温度应作适当调整。

实践证明，热旁路控制阀可以完全关闭，稳定塔操作压力由解吸塔的底温控制，这样既能保证液化气中的C2含量不超标，也能使干气中的C3及以上组分含量尽可能低，在一定程度上提高总液收。

1.4.7分析吸收和解析过程

吸收解吸系统进行分离的关键组分是C2/C3，若将C2/C3分离改用蒸馏操作，根据蒸馏分离原理，在塔顶C2必须使组分冷凝成液相，因而需要更高的压力及进行深度冷冻”。

这里，前面第一句对关键组分的认定是对的，后面见解就值得商榷了。

从理论和数据两方面进行。

第一，从蒸馏基本理论进行分析。

也即根据分离原理以及相平衡的基本知识进行分析。

采用油吸收蒸馏塔替代吸收塔，只要压力相同，塔顶采出物料组成基本相同，其塔顶温度应当是差别不大的。

根据相律，自由度等于组分数减相数加。

对于二元气液平衡体系，自由度为2。

也即只要压力、组成一定，温度就一定多元体系自由度大一些，但近似来看，若压力一定、轻重关键组分浓度相近，其平衡温度也会大致接近的。

新老两种流程，塔的操作压力相近，贫气组成类似，因而两种流程塔顶气相采出温度也是相近的，根本无需使大量C2组分冷凝成液相。

此外，需要着重指出的是新流程所提出的蒸馏塔不同于常规蒸馏塔，而是油吸收蒸馏塔，由于补充吸收剂作为重组分从塔顶加入，较大的改变了塔顶的相平衡，因而塔平衡温度并不会很低。

第二，从具体模拟数据分析。

对国内套不同规模的催化裂化生产装置吸收稳定系统进行过新流程与现有流程的模拟计算和比较工作，模拟结果均表明新流程要优越得多。

新老流程塔顶压力、温度相近，液相中摩尔分数都在6％～4％，这说明上述理论分析是正确的。

新老流程粗汽油和补充吸收剂的进料温度均为40℃，老流程塔顶无冷凝器，由于吸收热的影响，塔顶温度较高为45.5℃新流程塔顶设冷凝器，冷后温