第1期邵文, 等:溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
33
生产与应用
溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
邵文, 孙秀昌
1
2
(1. 中国石油华东设计院, 山东青岛 266071; 2. 中国石油林源炼油厂, 黑龙江大庆 163400)
摘要:溶剂油装置是非芳烃抽余油原料通过浅度加氢生产溶剂油的装置, 脱重组分塔是溶剂油装置的重要设备。通过对脱重组分塔工艺设计方案的比较, 选用单塔侧线抽出脱除原料中的轻、重组分的流程方案, 利用先进的石油化工流程模拟软件对脱重组分塔进行优化设计, 从而使塔的设计数据更合理、更准确。关键词:溶剂油; 脱重组分塔; 优化设计
中图分类号:T E626. 5; T E962 文献标识码:B 文章编号:1008-021X(2006) 01-0033-04
Optimization Design of De -heavy Oil C olumn in the Solvent Oil Unit
SH A O Wen 1, S UN Xiu -chang 2
(1. China Petroleum East China Desig n Institute, Qingdao 266071, China; 2. China Petroleum Linyuan Refinery , Daqing 163400, China)
Abstract :Solvent oil unit is the unit producing solvent oil by slig htly hy drog enating non -arene raffinate oil . In the unit de-heav y oil column is the important equipment. Com paring process design pro jects of de -heavy oil colum n, the project of de -heavy &de-light removing heavy and lig ht components project by single tow er side -line is adopted. Making use of the advanced petroleum chemical process engineering simulation softw are optimizes de -heavy oil column, which insures the design data of the tow er is more reasonable and accurate.
Key words :solvent o il; de-heav y oil column ; optim ized design 1 前言
为了解决清洁汽油中的苯和芳烃含量过高的问题, 实现资源的合理利用, 国内许多炼油企业都在考虑建设苯抽提装置或芳烃抽提装置。抽提装置脱出芳烃后的非芳抽余油是生产6号溶剂油和120号溶剂油的优质原料, 6号溶剂油是榨取生产植物油的良好溶剂, 120号溶剂油在橡胶工业中应用也很广泛, 生产溶剂油不仅可以为企业增加了产品品种,
[1]
同时还为生产企业带来可观的经济效益。生产溶剂油的工艺比较简单, 即馏程合乎溶剂油质量要求的非芳烃抽余油与催化重整装置产生的氢气, 在催化剂的作用下进行加氢反应, 反应产物在分离塔中分离可以得到6号溶剂油和120号溶剂油。目前市场上供应的溶剂油烯烃、芳烃含量和溴指数通过加氢很容易满足要求, 但馏程范围大多不合格。
生产6号及120号溶剂油一般可以采用先加氢后分馏和先分馏后加氢两种流程方案, 但由于目前大都采用陕西煤化所研制的加氢催化剂, 为了延长
收稿日期:2005-01-04; 修回日期:2006-01-06
作者简介:邵文(1964-) , 男, 辽宁锦州人, 硕士, 高级工程师, 长期从事石油化工工艺设计工作, E-mail:hldsw2008@催化剂的使用寿命, 要求非芳抽余油进入加氢反应器之前必须脱除原料中的重组分, 以防止催化剂表面积炭影响其活性。因此在进入加氢反应器前必须脱出原料中的轻、重组分(尤其是重组分) 。2 原料及产品的性质
2. 1 原料的性质及实沸点蒸馏数据
原料的性质及实沸点蒸馏数据见表1、表2。
表1 非芳抽余油的性质
项目密度/(g cm -3) 馏程/ HK 98%非芳烃含量/%硫/( g g -1) 碘值/[g (100g) -1]环丁砜含量/( g g -1)
492049554. 862. 11数值0. 7069
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山 东 化 工
SHAN DONG CHEM ICAL IN DU ST RY
2006年第35卷
表2 非芳抽余油的实沸点蒸馏数据
馏程/ HK~4040~5050~6060~7070~8080~9090~100100~110110~120120~130130~140140~150150~160160~170170~180
窄馏分收率/%
5. 116. 2311. 2512. 025. 507. 896. 917. 984. 875. 067. 032. 432. 581. 901. 75
累计收率/%
5. 1111. 3422. 5934. 6140. 1148. 0054. 9162. 8967. 7672. 8279. 8582. 2884. 8686. 7688. 51
操作、检修方便。
根据非芳抽余油的特点, 生产满足6号溶剂油和120号溶剂油的非芳抽余油的馏程范围的原料, 有以下四种方案可供选择。
3. 1 先脱轻组分后脱重组分加工流程
该方案工艺流程如图1所示。非芳烃抽余油原料先进入脱轻组分塔(可简称为脱轻塔) , 在脱轻塔中先脱除原料中的轻组分。脱轻塔塔底物料进入脱重组分塔, 在脱重塔中脱除重组分, 脱重组分塔塔顶
物料作为加氢反应器进料。
数据来源:某厂芳烃抽提装置的操作数据
2. 2 产品的性质
产品性质见表3。
表3 产品的性质
项目
密度(20 ) /(kg cm -3)
馏程初馏点/ 98%回收温度/ 110 馏出量/%120 馏出量/%残馏量/%芳烃/%溴值/[g (100g) -1]
溴指数硫含量/%
10000. 012
0. 020
3. 0 60 90
93 98 1. 5 1. 0 0. 14 80
6号溶剂油120溶剂油655~686
700~730
从图1可以看出:为了满足加氢反应器进料要求, 利用两个塔分别脱除非芳烃抽余油原料中的轻、重组分, 后部的加氢反应部分及溶剂油分离塔负荷均较小, 但在该方案流程中, 原料中轻组分被气化一次, 冷凝一次, 溶剂油组分也被气化一次, 冷凝一次, 而重组分没有被气化和冷凝。3. 2 先脱重组分后脱轻组分加工流程
该方案工艺流程如图2所示。非芳烃抽余油原料先进入脱重组分塔, 在脱重塔中先脱除原料中的重组分。脱重组分塔塔顶物料进入脱轻组分塔, 在脱轻塔中脱除轻组分, 脱轻组分塔塔底物料作为加
氢反应器进料。
注:6号溶剂油执行标准GB16629-1996(代替SH0003-90) ;
120号溶剂油执行标准SH 0004-90。
3 工艺流程方案的确定
对于一定的分离任务来说, 较好的工艺流程方案应满足以下条件:
能保证产品质量, 满足工艺要求, 生产能力大;
流程短, 设备投资费用少; 能耗低, 收率高, 操作费用少;
从图2可以看出, 其流程特点与第一方案相似。但该流程中轻组分被气化二次, 冷凝二次, 溶剂油组分被气化一次, 冷凝一次。显然, 采用此方案能耗和设备投资都比第一方案大。3. 3 只脱重组分加工流程
第1期邵文, 等:溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
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该方案流程如图3所示。非芳烃抽余油原料进入脱重塔脱除其中的重组分, 塔顶物料作为加氢反
应器进料。
作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比, 是适宜的回流比。
脱重组分塔的操作费用, 主要决定再沸器中热载体的消耗量及冷凝冷却器中冷却水的消耗量。对于进料流量、塔顶产品量、塔底产品量等参数一定时, 若回流比增大, 上升的气相负荷也增大, 热载体及冷却水量也随之增大, 操作费用相应增加。
设备的折旧费用是指脱重组分塔、再沸器、冷凝冷却器、机泵、容器等总投资乘以折旧率。对于一定的操作介质而言, 设备类型和材质已经确定, 此项费
从图3可以看出, 该方案虽然脱除了原料中的重组分, 但轻组分及溶剂油组分均进入了加氢反应器及溶剂油分离塔, 反应器负荷较大, 催化剂藏量及氢耗量增加。由于原料中的轻组分需在分离塔中进
行分离, 所以, 分离塔的汽、液相负荷增大, 塔径增大, 分离塔中的轻组分容易进入溶剂油产品中, 影响溶剂油产品的质量, 而且该方案能耗也较高。3. 4 单塔脱轻组分和脱重组分加工流程
该方案工艺流程如图4所示。非芳烃抽余油原料先进入脱重塔, 塔顶脱除原料中的轻组分, 塔底脱除原料中的重组分, 在塔的适当位置开一侧线, 抽出
物作为加氢反应器进料。
用主要取决于设备的尺寸。当回流比R=R m i n 时, 所需塔板层数为n= , 此时设备费用无限大; 当回流比R 稍大于R min 后, 塔板层数从无限多减至有限层数, 故设备费用急剧降低; 当回流比R 继续增大时, 塔板层数虽然仍在减少, 但减少速率变得缓慢(参见图5) 。而另一方面, 由于回流比的增大, 塔内上升的气相负荷也随之增加, 从而使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝冷却器等设备尺寸相应增加, 因此, 回流比R 增至某一值后, 设备费用反而上升。综上所述, 在脱重塔的设计中, 确定回流比这个参数
是至关重要的。
从图4可以看出, 该方案在一个塔中既脱除了影响加氢催化剂活性的重组分, 又脱除了生产溶剂油产品所不需要的轻组分, 它具有工艺流程简单, 能耗低, 一次性投资少的特点。虽然上述四种流程方案都能满足加氢反应器进料和生产溶剂油的要求, 但通过分析和比较, 第四种方案具有明显的优点, 因此设计中一般采用第四方案作为最佳方案。4 脱重组分塔的工艺设计
对于一定的分离任务而言, 若在全回流下进行操作, 虽然所需的理论板层数最少, 但却得不到产品; 若在最小回流比下进行操作, 则所需的理论板层数为无限多, 因此, 实际回流比总是介于两种极限情况之间, 适宜的回流比应通过经济衡算来决定, 即操
本文以15万t/a 半再生重整装置为例, 芳烃抽提后的非芳烃抽余油原料油量为6. 5万t/a, 每年按开工8400h 计算, 以此为基础数据对脱重组分塔进行优化设计。为满足加氢反应器进料及生产6号和120号溶剂油的要求, 侧线抽出物流(加氢反应器进料) 的恩氏蒸馏馏程为60~130 。
首先, 利用计算机流程模拟软件对该塔进行模拟计算, 通过反复调整回流比来确定脱重组分塔的最少理论塔板层数。对于非芳烃抽余油组分, 当回流比R=6时, 脱重塔的计算不能收敛; 当回流比R =7时, 塔的计算可以收敛。所以, 脱重组分塔的最小回流比R 介于6~7之间。回流比变化时脱重组分塔的主要计算结果列于表4。
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表4 回流比变化时塔的计算结果
模拟计算结果
2006年第35卷
脱重塔工艺尺寸的计算和水力学计算结果见表6。
表5 塔板间距(Ht) 变化时塔的工艺计算结果
备注
项目
Ht/m
0. 45
计算塔径/m
1. 111. 2012. 151142. 34
0. 501. 081. 2012. 151143. 24
0. 600. 981. 0013. 588
布置不下备注
项目
R=8R=10R=14
塔板层数/层塔顶冷凝冷却器热负荷/(GJ h -1) 塔底重沸器热负荷/(GJ h -1)
2. 12
2. 42309919. 3
3. 43550326. 4
-3. 43-4. 38-6. 2542
30
28
塔板效率为50%
采用塔径/m 开孔率/%浮阀数/个操作弹性
最大气相负荷/(m3 h -1) 2410最大液相负荷/(m3 h -1) 14. 2
注:脱重塔进料位置(塔顶为1层塔盘) :24层; 侧线抽出位置:
10层
表6 脱重组分塔的工艺尺寸和水力学计算结果
项目塔板数/层塔径/m塔板间距/m 溢流型式降液面积/塔截面积降液管底缘距塔板高度/m
溢流堰高/m 浮阀型式
阀孔临界速度/(m s -1)
阀孔动能因数开孔率/%开孔率/%浮阀个数/个浮阀个数/个堰长/塔径(L/D) 降液管内流速/(m s -1) 降液管停留时间/s 压力降/(mm/层-1) 允许空塔气速/(m s -1) 实际空塔气速/(m s -1)
操作弹性
数量281. 20. 5单溢流0. 100. 0450. 05F1型重浮阀
4. 89. 812. 156. 55114620. 80. 047111860. 760. 583. 24
1~24层25~28层1~24层25~28层计算值:1. 08m
备注
从表4可以看出, 当回流比发生变化时, 塔板数及塔的热平衡也随之发生变化。上述三种回流比都能满足脱轻、重组分的需要, 但回流比R=8时, 所需塔板数比较多, 塔设备投资比较大; 回流比R=14时, 操作费用比较大。通过综合考虑, 回流比R=10时, 是适宜的回流比。
考虑到脱重组分塔进料性质的波动同时为了增加塔的操作灵活性, 一般在脱重组分塔的侧线抽出板上2层和下2层(第8层、第12层塔板) 分别开侧线抽出口, 以保证侧线抽出物料的馏程范围满足生产溶剂油的要求。
在进行塔板水力学计算时, 关键在于塔板间距的确定。塔板间距的大小与处理能力、操作弹性、塔板效率有密切的关系, 且与塔径的大小也密切相关。一般较大的塔板间距可采用较高的空塔速度, 这样在一定的生产能力与操作条件下, 塔径可小些, 但塔高增加了。对于板数较多的塔可考虑较小的塔板间距, 适当增加塔径降低塔高, 单从造价考虑, 如果塔板数不多, 塔板间距较大而塔径较小的塔往往可以节省投资。此外, 在一定的气、液相负荷和塔径条件下, 塔板间距小则雾沫夹带量大, 而适当地增加塔板间距, 可使雾沫夹带量减少, 但物系在一定的允许空塔速度下均有一个最大的塔板间距与之相对应, 超过了这个间距, 雾沫夹带量将不随间距的增加而减少。因此, 过大的塔板间距是不必要的, 也是不经济的。
按塔板间距H t 为450, 500, 600mm 分别进行计算比较, 主要计算结果见表5。
从表5可以看出, 当塔板间距Ht =0. 6m 时, 1m 直径的塔不能布置88个浮阀, 故不能满足工艺要求; 当塔板间距Ht =0. 45m 时, 塔的操作弹性又太小。因此, 脱重塔的塔板间距Ht 取为0. 50m 。
6 结论
利用先进的石油化工流程模拟软件对脱重组分塔进行模拟计算可以解决手算很难甚至无法解决的问题, 从而使设计的结果更科学、更合理、更准确, 同时也大大的提高了设计效率。目前, 中国石油锦西石化分公司溶剂油装置脱重组分塔是按照单塔侧线抽出的流程操作的。几年来的生产操作表明, 脱重组分塔开停工方便、调节灵活、生产操作平稳, 各项操作指标基本达到设计水平。实践证明采用单塔侧线抽出脱除非芳烃抽余油中的轻、重组分的流程在工业上是可行的。
参考文献
[1]周永水, 等. 催化重整装置抽余油分馏塔扩能改造[J].
石油炼制与化工, 2001, 32(7) :49~51.
第1期邵文, 等:溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
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生产与应用
溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
邵文, 孙秀昌
1
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(1. 中国石油华东设计院, 山东青岛 266071; 2. 中国石油林源炼油厂, 黑龙江大庆 163400)
摘要:溶剂油装置是非芳烃抽余油原料通过浅度加氢生产溶剂油的装置, 脱重组分塔是溶剂油装置的重要设备。通过对脱重组分塔工艺设计方案的比较, 选用单塔侧线抽出脱除原料中的轻、重组分的流程方案, 利用先进的石油化工流程模拟软件对脱重组分塔进行优化设计, 从而使塔的设计数据更合理、更准确。关键词:溶剂油; 脱重组分塔; 优化设计
中图分类号:T E626. 5; T E962 文献标识码:B 文章编号:1008-021X(2006) 01-0033-04
Optimization Design of De -heavy Oil C olumn in the Solvent Oil Unit
SH A O Wen 1, S UN Xiu -chang 2
(1. China Petroleum East China Desig n Institute, Qingdao 266071, China; 2. China Petroleum Linyuan Refinery , Daqing 163400, China)
Abstract :Solvent oil unit is the unit producing solvent oil by slig htly hy drog enating non -arene raffinate oil . In the unit de-heav y oil column is the important equipment. Com paring process design pro jects of de -heavy oil colum n, the project of de -heavy &de-light removing heavy and lig ht components project by single tow er side -line is adopted. Making use of the advanced petroleum chemical process engineering simulation softw are optimizes de -heavy oil column, which insures the design data of the tow er is more reasonable and accurate.
Key words :solvent o il; de-heav y oil column ; optim ized design 1 前言
为了解决清洁汽油中的苯和芳烃含量过高的问题, 实现资源的合理利用, 国内许多炼油企业都在考虑建设苯抽提装置或芳烃抽提装置。抽提装置脱出芳烃后的非芳抽余油是生产6号溶剂油和120号溶剂油的优质原料, 6号溶剂油是榨取生产植物油的良好溶剂, 120号溶剂油在橡胶工业中应用也很广泛, 生产溶剂油不仅可以为企业增加了产品品种,
[1]
同时还为生产企业带来可观的经济效益。生产溶剂油的工艺比较简单, 即馏程合乎溶剂油质量要求的非芳烃抽余油与催化重整装置产生的氢气, 在催化剂的作用下进行加氢反应, 反应产物在分离塔中分离可以得到6号溶剂油和120号溶剂油。目前市场上供应的溶剂油烯烃、芳烃含量和溴指数通过加氢很容易满足要求, 但馏程范围大多不合格。
生产6号及120号溶剂油一般可以采用先加氢后分馏和先分馏后加氢两种流程方案, 但由于目前大都采用陕西煤化所研制的加氢催化剂, 为了延长
收稿日期:2005-01-04; 修回日期:2006-01-06
作者简介:邵文(1964-) , 男, 辽宁锦州人, 硕士, 高级工程师, 长期从事石油化工工艺设计工作, E-mail:hldsw2008@催化剂的使用寿命, 要求非芳抽余油进入加氢反应器之前必须脱除原料中的重组分, 以防止催化剂表面积炭影响其活性。因此在进入加氢反应器前必须脱出原料中的轻、重组分(尤其是重组分) 。2 原料及产品的性质
2. 1 原料的性质及实沸点蒸馏数据
原料的性质及实沸点蒸馏数据见表1、表2。
表1 非芳抽余油的性质
项目密度/(g cm -3) 馏程/ HK 98%非芳烃含量/%硫/( g g -1) 碘值/[g (100g) -1]环丁砜含量/( g g -1)
492049554. 862. 11数值0. 7069
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2006年第35卷
表2 非芳抽余油的实沸点蒸馏数据
馏程/ HK~4040~5050~6060~7070~8080~9090~100100~110110~120120~130130~140140~150150~160160~170170~180
窄馏分收率/%
5. 116. 2311. 2512. 025. 507. 896. 917. 984. 875. 067. 032. 432. 581. 901. 75
累计收率/%
5. 1111. 3422. 5934. 6140. 1148. 0054. 9162. 8967. 7672. 8279. 8582. 2884. 8686. 7688. 51
操作、检修方便。
根据非芳抽余油的特点, 生产满足6号溶剂油和120号溶剂油的非芳抽余油的馏程范围的原料, 有以下四种方案可供选择。
3. 1 先脱轻组分后脱重组分加工流程
该方案工艺流程如图1所示。非芳烃抽余油原料先进入脱轻组分塔(可简称为脱轻塔) , 在脱轻塔中先脱除原料中的轻组分。脱轻塔塔底物料进入脱重组分塔, 在脱重塔中脱除重组分, 脱重组分塔塔顶
物料作为加氢反应器进料。
数据来源:某厂芳烃抽提装置的操作数据
2. 2 产品的性质
产品性质见表3。
表3 产品的性质
项目
密度(20 ) /(kg cm -3)
馏程初馏点/ 98%回收温度/ 110 馏出量/%120 馏出量/%残馏量/%芳烃/%溴值/[g (100g) -1]
溴指数硫含量/%
10000. 012
0. 020
3. 0 60 90
93 98 1. 5 1. 0 0. 14 80
6号溶剂油120溶剂油655~686
700~730
从图1可以看出:为了满足加氢反应器进料要求, 利用两个塔分别脱除非芳烃抽余油原料中的轻、重组分, 后部的加氢反应部分及溶剂油分离塔负荷均较小, 但在该方案流程中, 原料中轻组分被气化一次, 冷凝一次, 溶剂油组分也被气化一次, 冷凝一次, 而重组分没有被气化和冷凝。3. 2 先脱重组分后脱轻组分加工流程
该方案工艺流程如图2所示。非芳烃抽余油原料先进入脱重组分塔, 在脱重塔中先脱除原料中的重组分。脱重组分塔塔顶物料进入脱轻组分塔, 在脱轻塔中脱除轻组分, 脱轻组分塔塔底物料作为加
氢反应器进料。
注:6号溶剂油执行标准GB16629-1996(代替SH0003-90) ;
120号溶剂油执行标准SH 0004-90。
3 工艺流程方案的确定
对于一定的分离任务来说, 较好的工艺流程方案应满足以下条件:
能保证产品质量, 满足工艺要求, 生产能力大;
流程短, 设备投资费用少; 能耗低, 收率高, 操作费用少;
从图2可以看出, 其流程特点与第一方案相似。但该流程中轻组分被气化二次, 冷凝二次, 溶剂油组分被气化一次, 冷凝一次。显然, 采用此方案能耗和设备投资都比第一方案大。3. 3 只脱重组分加工流程
第1期邵文, 等:溶剂油装置脱重组分塔的优化设计
35
该方案流程如图3所示。非芳烃抽余油原料进入脱重塔脱除其中的重组分, 塔顶物料作为加氢反
应器进料。
作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比, 是适宜的回流比。
脱重组分塔的操作费用, 主要决定再沸器中热载体的消耗量及冷凝冷却器中冷却水的消耗量。对于进料流量、塔顶产品量、塔底产品量等参数一定时, 若回流比增大, 上升的气相负荷也增大, 热载体及冷却水量也随之增大, 操作费用相应增加。
设备的折旧费用是指脱重组分塔、再沸器、冷凝冷却器、机泵、容器等总投资乘以折旧率。对于一定的操作介质而言, 设备类型和材质已经确定, 此项费
从图3可以看出, 该方案虽然脱除了原料中的重组分, 但轻组分及溶剂油组分均进入了加氢反应器及溶剂油分离塔, 反应器负荷较大, 催化剂藏量及氢耗量增加。由于原料中的轻组分需在分离塔中进
行分离, 所以, 分离塔的汽、液相负荷增大, 塔径增大, 分离塔中的轻组分容易进入溶剂油产品中, 影响溶剂油产品的质量, 而且该方案能耗也较高。3. 4 单塔脱轻组分和脱重组分加工流程
该方案工艺流程如图4所示。非芳烃抽余油原料先进入脱重塔, 塔顶脱除原料中的轻组分, 塔底脱除原料中的重组分, 在塔的适当位置开一侧线, 抽出
物作为加氢反应器进料。
用主要取决于设备的尺寸。当回流比R=R m i n 时, 所需塔板层数为n= , 此时设备费用无限大; 当回流比R 稍大于R min 后, 塔板层数从无限多减至有限层数, 故设备费用急剧降低; 当回流比R 继续增大时, 塔板层数虽然仍在减少, 但减少速率变得缓慢(参见图5) 。而另一方面, 由于回流比的增大, 塔内上升的气相负荷也随之增加, 从而使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝冷却器等设备尺寸相应增加, 因此, 回流比R 增至某一值后, 设备费用反而上升。综上所述, 在脱重塔的设计中, 确定回流比这个参数
是至关重要的。
从图4可以看出, 该方案在一个塔中既脱除了影响加氢催化剂活性的重组分, 又脱除了生产溶剂油产品所不需要的轻组分, 它具有工艺流程简单, 能耗低, 一次性投资少的特点。虽然上述四种流程方案都能满足加氢反应器进料和生产溶剂油的要求, 但通过分析和比较, 第四种方案具有明显的优点, 因此设计中一般采用第四方案作为最佳方案。4 脱重组分塔的工艺设计
对于一定的分离任务而言, 若在全回流下进行操作, 虽然所需的理论板层数最少, 但却得不到产品; 若在最小回流比下进行操作, 则所需的理论板层数为无限多, 因此, 实际回流比总是介于两种极限情况之间, 适宜的回流比应通过经济衡算来决定, 即操
本文以15万t/a 半再生重整装置为例, 芳烃抽提后的非芳烃抽余油原料油量为6. 5万t/a, 每年按开工8400h 计算, 以此为基础数据对脱重组分塔进行优化设计。为满足加氢反应器进料及生产6号和120号溶剂油的要求, 侧线抽出物流(加氢反应器进料) 的恩氏蒸馏馏程为60~130 。
首先, 利用计算机流程模拟软件对该塔进行模拟计算, 通过反复调整回流比来确定脱重组分塔的最少理论塔板层数。对于非芳烃抽余油组分, 当回流比R=6时, 脱重塔的计算不能收敛; 当回流比R =7时, 塔的计算可以收敛。所以, 脱重组分塔的最小回流比R 介于6~7之间。回流比变化时脱重组分塔的主要计算结果列于表4。
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表4 回流比变化时塔的计算结果
模拟计算结果
2006年第35卷
脱重塔工艺尺寸的计算和水力学计算结果见表6。
表5 塔板间距(Ht) 变化时塔的工艺计算结果
备注
项目
Ht/m
0. 45
计算塔径/m
1. 111. 2012. 151142. 34
0. 501. 081. 2012. 151143. 24
0. 600. 981. 0013. 588
布置不下备注
项目
R=8R=10R=14
塔板层数/层塔顶冷凝冷却器热负荷/(GJ h -1) 塔底重沸器热负荷/(GJ h -1)
2. 12
2. 42309919. 3
3. 43550326. 4
-3. 43-4. 38-6. 2542
30
28
塔板效率为50%
采用塔径/m 开孔率/%浮阀数/个操作弹性
最大气相负荷/(m3 h -1) 2410最大液相负荷/(m3 h -1) 14. 2
注:脱重塔进料位置(塔顶为1层塔盘) :24层; 侧线抽出位置:
10层
表6 脱重组分塔的工艺尺寸和水力学计算结果
项目塔板数/层塔径/m塔板间距/m 溢流型式降液面积/塔截面积降液管底缘距塔板高度/m
溢流堰高/m 浮阀型式
阀孔临界速度/(m s -1)
阀孔动能因数开孔率/%开孔率/%浮阀个数/个浮阀个数/个堰长/塔径(L/D) 降液管内流速/(m s -1) 降液管停留时间/s 压力降/(mm/层-1) 允许空塔气速/(m s -1) 实际空塔气速/(m s -1)
操作弹性
数量281. 20. 5单溢流0. 100. 0450. 05F1型重浮阀
4. 89. 812. 156. 55114620. 80. 047111860. 760. 583. 24
1~24层25~28层1~24层25~28层计算值:1. 08m
备注
从表4可以看出, 当回流比发生变化时, 塔板数及塔的热平衡也随之发生变化。上述三种回流比都能满足脱轻、重组分的需要, 但回流比R=8时, 所需塔板数比较多, 塔设备投资比较大; 回流比R=14时, 操作费用比较大。通过综合考虑, 回流比R=10时, 是适宜的回流比。
考虑到脱重组分塔进料性质的波动同时为了增加塔的操作灵活性, 一般在脱重组分塔的侧线抽出板上2层和下2层(第8层、第12层塔板) 分别开侧线抽出口, 以保证侧线抽出物料的馏程范围满足生产溶剂油的要求。
在进行塔板水力学计算时, 关键在于塔板间距的确定。塔板间距的大小与处理能力、操作弹性、塔板效率有密切的关系, 且与塔径的大小也密切相关。一般较大的塔板间距可采用较高的空塔速度, 这样在一定的生产能力与操作条件下, 塔径可小些, 但塔高增加了。对于板数较多的塔可考虑较小的塔板间距, 适当增加塔径降低塔高, 单从造价考虑, 如果塔板数不多, 塔板间距较大而塔径较小的塔往往可以节省投资。此外, 在一定的气、液相负荷和塔径条件下, 塔板间距小则雾沫夹带量大, 而适当地增加塔板间距, 可使雾沫夹带量减少, 但物系在一定的允许空塔速度下均有一个最大的塔板间距与之相对应, 超过了这个间距, 雾沫夹带量将不随间距的增加而减少。因此, 过大的塔板间距是不必要的, 也是不经济的。
按塔板间距H t 为450, 500, 600mm 分别进行计算比较, 主要计算结果见表5。
从表5可以看出, 当塔板间距Ht =0. 6m 时, 1m 直径的塔不能布置88个浮阀, 故不能满足工艺要求; 当塔板间距Ht =0. 45m 时, 塔的操作弹性又太小。因此, 脱重塔的塔板间距Ht 取为0. 50m 。
6 结论
利用先进的石油化工流程模拟软件对脱重组分塔进行模拟计算可以解决手算很难甚至无法解决的问题, 从而使设计的结果更科学、更合理、更准确, 同时也大大的提高了设计效率。目前, 中国石油锦西石化分公司溶剂油装置脱重组分塔是按照单塔侧线抽出的流程操作的。几年来的生产操作表明, 脱重组分塔开停工方便、调节灵活、生产操作平稳, 各项操作指标基本达到设计水平。实践证明采用单塔侧线抽出脱除非芳烃抽余油中的轻、重组分的流程在工业上是可行的。
参考文献
[1]周永水, 等. 催化重整装置抽余油分馏塔扩能改造[J].
石油炼制与化工, 2001, 32(7) :49~51.