(流程管理)焦化富氣的流程模擬和改進(jìn)

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焦化富氣的流程模擬和改進(jìn)摘要在石油加工過程中產(chǎn)生的碳二組分（C2）、液化氣組分（LPG）等組分，加以回收會(huì)對(duì)經(jīng)濟(jì)效益和社會(huì)效益產(chǎn)生很大的影響。各煉油廠近年來逐漸對(duì)C2、LPG等有用組分的回收技術(shù)進(jìn)行改造,通過采用新工藝和新型催化劑，使產(chǎn)氣率大幅度提高，取得了顯著的經(jīng)濟(jì)效益。某廠采用吸收穩(wěn)定系統(tǒng)回收焦化富氣，由于擴(kuò)產(chǎn)原因，該廠存在著嚴(yán)重的“干氣不干”問題。主要表現(xiàn)在兩方面：1、該吸收穩(wěn)定系統(tǒng)產(chǎn)出的干氣中LPG組分嚴(yán)重超標(biāo)，干氣中LPG濃度平均在10%左右，遠(yuǎn)超過設(shè)定濃度指標(biāo)，導(dǎo)致液化氣損失增大。2、解析塔底富液中C2含量超標(biāo)，導(dǎo)致穩(wěn)定塔塔頂產(chǎn)生大量不凝氣。穩(wěn)定塔頂不凝氣流量約1700Nm3/h，含有大量的LPG組成，返回壓縮機(jī)前入口，增加了整個(gè)系統(tǒng)的負(fù)荷，進(jìn)一步導(dǎo)致干氣不干的現(xiàn)象。所以有必要對(duì)該系統(tǒng)進(jìn)行改進(jìn)以克服以上問題。本文采用HYSYS模擬軟件，對(duì)該富氣吸收穩(wěn)定流程進(jìn)行流程模擬和流程改進(jìn)，并通過流程調(diào)整，確定優(yōu)化流程。本論文在模擬原流程的基礎(chǔ)上，采用了低溫/冷凝-精餾過程改進(jìn)原流程，使干氣中碳三以上組分（C3+）含量降至5%；針對(duì)減少干氣中LPG的損失率、增加C2的吸收率的目標(biāo)，確定解吸塔的塔底溫度控制在160℃為宜；針對(duì)C2作為產(chǎn)品從新增精餾塔產(chǎn)出的要求，為提高C2和LPG在新增塔的收率，優(yōu)化新流程，吸塔塔底溫度控制在155℃為宜，經(jīng)濟(jì)性顯著增加。關(guān)鍵詞：焦化富氣；干氣回收；延遲焦化；HYSYS模擬TOC\o"1-5"\h\z摘要 I\o"CurrentDocument"第1章引言 1\o"CurrentDocument"焦化富氣回收流程改進(jìn)及模擬的重要意義 1\o"CurrentDocument"國內(nèi)外的發(fā)展?fàn)顩r 2\o"CurrentDocument"國內(nèi)外發(fā)展?fàn)顩r 3各公司發(fā)展現(xiàn)狀 3中國石油加工工藝技術(shù)的發(fā)展 5延遲焦化 5\o"CurrentDocument"焦化富氣處理系統(tǒng) 7焦化富氣二. 7吸收穩(wěn)定系統(tǒng) 7吸收穩(wěn)定過程同傳統(tǒng)吸收過程比較 9選擇適當(dāng)?shù)奈諚l件 9解吸塔的進(jìn)料方式 10控制合適的解析溫度 10分析吸收和解析過程 11焦化產(chǎn)品的介紹 12\o"CurrentDocument"HYSYS的介紹 12HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)的特點(diǎn)和功能 13HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)的主要物性計(jì)算方法 15HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)中的不足 16\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)的總體構(gòu)想 16\o"CurrentDocument"第2章流程模擬 18\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)任務(wù). 18\o"CurrentDocument"原流程圖的介紹 18原流程的設(shè)計(jì)參數(shù) 20\o"CurrentDocument"新流程的介紹 28經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià) 31環(huán)境影響 31\o"CurrentDocument"第3章流程的優(yōu)化 32\o"CurrentDocument"優(yōu)化干氣組分 32參數(shù)調(diào)節(jié)對(duì)系統(tǒng)的影響 32結(jié)果分析 43\o"CurrentDocument"優(yōu)化C2、LPG的收率 44參數(shù)對(duì)系統(tǒng)的影響 44結(jié)果分析 50\o"CurrentDocument"結(jié)論 51參考文獻(xiàn) 52致一謝二 53第1章引言焦化富氣回收流程改進(jìn)及模擬的重要意義煉油工業(yè)中，延遲焦化是一個(gè)重要的原油二次加工過程。吸收-穩(wěn)定過程在催化裂化中的作用是將富氣、粗汽油分離成干氣、液化氣和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。各煉油廠近年來逐漸對(duì)反應(yīng)-再生系統(tǒng)進(jìn)行技術(shù)改造，通過采用新工藝和新型催化劑，使產(chǎn)氣率大幅度提高，取得了顯著的經(jīng)濟(jì)效益。與此同時(shí)，各煉廠還試圖進(jìn)一步提高催化加工量，由于產(chǎn)氣量和處理量的增加，吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)往往不能適應(yīng)這種變化，取得更大的經(jīng)濟(jì)效益和社會(huì)效益［1］。近年來，為了面向市場需求進(jìn)一步提高產(chǎn)品的綜合經(jīng)濟(jì)效益，又以生產(chǎn)液化石油氣和柴油為主要產(chǎn)品的生產(chǎn)方案組織生產(chǎn)，要求熄滅火炬,減少干氣中C3及其較重組分（C3及其較重組分含量＞3%（V））。這就要求吸收穩(wěn)定系統(tǒng)必須進(jìn)行優(yōu)化操作技術(shù)，優(yōu)化控制條件,以增加目的產(chǎn)品，最大限度的節(jié)能增產(chǎn)，提高經(jīng)濟(jì)效益。焦化富氣回收流程，加工催化裂化分餾塔塔頂油氣分離器的粗汽油和富氣，將干氣（C2和C2以下）分離，得到蒸汽壓滿足要求的汽油和殘留物指標(biāo)合格的液化氣。為了保證產(chǎn)品質(zhì)量和平穩(wěn)操作，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)需達(dá)到以下指標(biāo)：①干氣盡可能干，C3含量不大于3%（體積分?jǐn)?shù)）;②液化氣中C2含量不大于2%（體積分?jǐn)?shù)）。以往，我們比較注重系統(tǒng)操作對(duì)總液收（汽油+柴油+液化氣收率）的影響，忽視了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的操作對(duì)于總液收的影響。事實(shí)上，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)不僅決定汽油、液化氣的產(chǎn)品質(zhì)量，而且對(duì)裝置液收有一定影響.主要是干氣帶走C3及其以上組分，所謂干氣“不干”，其對(duì)裝置液收的影響沒有引起足夠的重視。某廠從目前現(xiàn)場運(yùn)行數(shù)據(jù)顯示，由于實(shí)際操作中的富氣和粗汽油的處理量遠(yuǎn)大于設(shè)計(jì)能力，導(dǎo)致吸收塔，解析塔的分離效率遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值，雖將塔板形式進(jìn)行了改進(jìn)，仍達(dá)不到理想的效果。目前系統(tǒng)效果差主要表現(xiàn)在兩方面：1、干氣不干，該吸收穩(wěn)定系統(tǒng)產(chǎn)出的干氣中液化氣（LPG）組分嚴(yán)重超標(biāo)，干氣中LPG濃度平均在10%左右，遠(yuǎn)超過設(shè)定濃度指標(biāo)。2、解析塔底富液中C2含量超標(biāo)，導(dǎo)致穩(wěn)定塔塔頂產(chǎn)生大量不凝氣。穩(wěn)定塔頂不凝氣流量約1700Nm3/h，含有大量的LPG^，返回壓縮機(jī)前入口。所以，需對(duì)該廠的裝置進(jìn)行改造。國內(nèi)外的發(fā)展?fàn)顩r石油加工工藝的研究可以追溯到19世紀(jì)90年代，當(dāng)時(shí)煉油界先驅(qū)者M(jìn)cAfee在實(shí)驗(yàn)室發(fā)現(xiàn)采用三氯化鋁作催化劑可以促進(jìn)裂化反應(yīng)，從而提高汽油產(chǎn)率。Gulf石油公司據(jù)此于1915年建立了第一套工業(yè)化裝置。采用固體酸性催化劑的Huodry催化裂化工藝的開發(fā)是煉油技術(shù)中的一個(gè)空前成就。美國的Vacuum石油公司利用這一技術(shù)于1931年建成3500t/a的中型裝置，取得了工業(yè)化數(shù)據(jù)。1936年4月6日，第一套100kt/a的固定床催化裂化工業(yè)裝置開始運(yùn)轉(zhuǎn)。固定床催化裂化存在無法克服的缺點(diǎn):設(shè)備結(jié)構(gòu)復(fù)雜，操作繁瑣，控制困難。為克服固定床工藝的缺點(diǎn)，實(shí)現(xiàn)催化劑在反應(yīng)和再生操作之間的循環(huán)，移動(dòng)床催化裂化工藝應(yīng)運(yùn)而生［2］。1948年HPC公司開發(fā)了Huodriflow移動(dòng)床催化裂化過程，并于1950年投產(chǎn)了第一套350kt/a工業(yè)化裝置。其主要特點(diǎn)是反應(yīng)器放在再生器頂部。然而移動(dòng)床忽視了催化劑顆粒過大帶來的傳質(zhì)阻力，因此被流化催化裂化逐漸取代。流化催化裂化的開發(fā)最初是從螺旋輸送粉劑這一開發(fā)項(xiàng)目開始的，粉劑的應(yīng)用是發(fā)明流化催化裂化和各種流化床的關(guān)鍵。早在本世紀(jì)二十年代，美國麻省理工學(xué)院的WKLewis就提出“利用磨粉催化劑沉降分離的特性，采用一種密相流化床”。第一套工業(yè)流化催化裂化裝置于1942年建成投產(chǎn)，到1952年W型流化催化裂化裝置投產(chǎn)。50年代前后不少大的石油公司推出了自己的兩器配置形式，使采用密相流化床反應(yīng)器的催化裂化技術(shù)趨向成熟。50年代中期，UOP公司就推廣直提升管高低并列式裝置設(shè)計(jì)，這種裝置已接近于現(xiàn)代的提升管裝置，它可采用密相操作，也可以在催化劑床層低到汽提段內(nèi)的情況下操作。隨著沸石催化劑的推出，這種型式演變成全提升管催化裂化工藝［3］。國內(nèi)外發(fā)展?fàn)顩r各公司發(fā)展現(xiàn)狀1)Ke110gg公司重油催化裂化(HOC)是Kellogg公司推出的技術(shù)，這種裝置和垂直外提升管經(jīng)橫管與分離器相通，出口有粗旋風(fēng)分離器。再生器裝有內(nèi)取熱盤管和外取熱器。2)UOP公司UOP公司設(shè)計(jì)的高效再生流化催化裂化裝置特點(diǎn)是:提升管出口裝有催化劑和油氣的快速分離設(shè)施，減少其接觸時(shí)間，降低反應(yīng)器內(nèi)旋風(fēng)分離器的催化劑負(fù)荷;形狀獨(dú)特的快速床再生器(燒焦罐)能使空氣和催化劑接觸良好，大幅度地提高了燒焦強(qiáng)度;這種裝置減少了催化劑藏量，為維持催化劑活性所需加入的新鮮催化劑量可以減少。RCC技術(shù)也是以UOP公司為主開發(fā)的一種工藝。其技術(shù)特點(diǎn)是:再生器為兩段逆流再生，第一段采用逆流燒焦不完全再生，焦炭中的全部氫和80%一90%的碳被燒掉。第二段采用高氧完全再生，使再生催化劑含炭量降低;催化劑上的重金屬是通過高溫?zé)N類氣流和水蒸汽作用而達(dá)到鈍化的；采用新的霧化噴嘴，較低的反應(yīng)壓力，注入稀釋劑，盡量縮短反應(yīng)時(shí)間，以減少生焦，提高液體產(chǎn)品收率;提升管出口設(shè)有效果較好的彈射式快分，減少二次反應(yīng)；再生器設(shè)置有下流式外取熱器。90年代初UOP公司又推出yCCC工藝(可控制的催化裂化)?？煽刂频拇呋鸦に囋O(shè)計(jì)、催化劑配方和工藝操作條件之大成，以生產(chǎn)質(zhì)量最好的產(chǎn)品。3)Shell石油公司投產(chǎn)的第一套重油催化裂化裝置特點(diǎn)為:采用高效進(jìn)料催化劑混合系統(tǒng)以及短接觸時(shí)間的提升管反應(yīng)器，使之降低焦炭和氣體生成量，同時(shí)使用了鈍化劑;采用分段汽提，包括從分離出來的催化劑中迅速汽提出烴類和第二段汽提器中高效地解吸出剩余的烴類;采用高效再生器限制焦炭的放熱量，允許熱量以C0的形式傳遞給C0鍋爐深用性能可靠的取熱器，調(diào)節(jié)裝置的熱平衡。4)Stone&Wbester公司建成投產(chǎn)的重油催化裂化裝置，增設(shè)了第二再生器，摻煉渣油的比例提高到30%一40%。1982年又將同軸式催化裂化裝置改成重油催化裂化工藝，新設(shè)疊置式兩段再生器及反應(yīng)器，采用了先進(jìn)的進(jìn)料噴嘴及其它技術(shù)成果特點(diǎn)有：(1)認(rèn)為原料中的殘?zhí)颗c生焦率無關(guān)，當(dāng)處理殘?zhí)吭蠒r(shí)，生焦率為6%一7%，裝置不設(shè)取熱設(shè)施。(2)采用兩個(gè)再生器進(jìn)行再生。催化劑從第一再生器到第二再生器，兩個(gè)再生器的煙氣自成系統(tǒng)。第二再生器的旋風(fēng)分離器設(shè)在器外，再生器內(nèi)無其它構(gòu)件，可承受高溫。(3)使用金屬鈍化劑，效果較好。(4)要求原料中氫含量在12%較好，最低為8%。(5)使用了高效霧化噴嘴。(6)推薦采用超穩(wěn)沸石(USY)催化劑。5)其他公司Lumus公司開發(fā)的催化裂化裝置1998年已有13套建成投產(chǎn)。在設(shè)計(jì)中采用了先進(jìn)的反應(yīng)系統(tǒng)和高效催化劑汽提器，以及專有的進(jìn)料噴嘴。再生系統(tǒng)為快速床單段再生。一種采用被稱為下一代催化裂化（NExcc）技術(shù)的催化裂化裝置在芬蘭的Nesteoy公司實(shí)現(xiàn)工業(yè)化，它采用兩個(gè)組合的循環(huán)流化床反應(yīng)器，其中一個(gè)作為裂化反應(yīng)器，另一個(gè)作為催化劑再生器，兩個(gè)流化床反應(yīng)器同用一個(gè)承壓外殼，并且裂化反應(yīng)器放在再生反應(yīng)器之內(nèi)。另外，用多入口旋分器取代了常規(guī)旋分器［4］。NEXCC裝置的反應(yīng)溫度為600~650℃,汽油和輕烴產(chǎn)率可達(dá)85%~90%，設(shè)備尺寸只有同等規(guī)模的催化裂化裝置的三分之一左右，建設(shè)費(fèi)用估計(jì)低40%~50%。中國石油加工工藝技術(shù)的發(fā)展1965年5月5日，我國第一套流化催化裂化裝置在撫順石油二廠建成投產(chǎn)，處理量為0.6Mt/a，兩器型式采用同高并列式。1977年12月，在洛陽石油化工工程公司（LPEC）實(shí)驗(yàn)廠建成投產(chǎn)了我國第一套50kt/a同軸式器內(nèi)兩段再生的催化裂化裝置。1978年武漢石油化工廠（0.6Mt/a）、烏魯木齊石油化工總廠（0.6Mt/a）和鎮(zhèn)海石油化工總廠（1.2Mt/a）相繼建成高低并列式提升管催化裂化裝置。北京設(shè)計(jì)院和荊門石油化工總廠合作把該廠原有的催化裂化裝置改造成提升管快速床再生催化裂化裝置，采用了具有外循環(huán)管的燒焦罐，取得了很好的效果。為了進(jìn)一步增加再生系統(tǒng)的處理能力，洛陽石油化工工程公司為高橋石油化工公司煉油廠和錦州煉油廠的裝置改造設(shè)計(jì)中采用了后置燒焦罐式的兩段再生，提高了裝置處理能力。我國原油大多偏重，因此，重油催化裂化早就引起我國煉油界的重視。大慶常壓渣油催化裂化技術(shù)的攻關(guān)成功，推動(dòng)了我國渣油催化裂化技術(shù)的發(fā)展，并且已擴(kuò)展應(yīng)用于其它原油的常壓渣油和高殘?zhí)吭?。我國渣油催化裂化技術(shù)，經(jīng)過多年的研究和生產(chǎn)實(shí)踐，已經(jīng)掌握了原料霧化、內(nèi)外取熱、提升管出口快速分離、重金屬鈍化、催化劑預(yù)提升等整套渣油催化裂化的基本技術(shù)，同時(shí)系統(tǒng)地積累了許多成功的操作經(jīng)驗(yàn)［5］。延遲焦化延遲焦化與熱裂化相似，只是在短時(shí)間內(nèi)加熱到焦化反應(yīng)所需溫度，控制原料在爐管中基本上不發(fā)生裂化反應(yīng)，而延緩到專設(shè)的焦炭塔中進(jìn)行裂化反應(yīng)，“延遲焦化”也正是因此得名。延遲焦化裝置主要由8個(gè)部分組成：（1）焦化部分，主要設(shè)備是加熱爐和焦炭塔。有一爐兩塔、兩爐四塔，也有與其它裝置直接聯(lián)合的。（2）分餾部分，主要設(shè)備是分餾塔。（3）焦化氣體回收和脫硫，主要設(shè)備是吸收解吸塔，穩(wěn)定塔，再吸收塔等。（4）水力除焦部分。（5）焦炭的脫水和儲(chǔ)運(yùn)。（6）吹氣放空系統(tǒng)。（7）蒸汽發(fā)生部分。（8）焦炭焙燒部分。國內(nèi)選定爐出口溫度為495~500℃,焦炭塔頂壓力為0.15~0.2Mpa。延遲焦化原料可以是重油、渣油、甚至是瀝青。延遲焦化產(chǎn)物分為氣體、汽油、柴油、蠟油和焦炭。對(duì)于國產(chǎn)渣油，其氣體收率為7.0~10%，粗汽油收率為8.2~16.0%，柴油收率為22.0~28.66%，蠟油收率為23.0~33.0%，焦炭收率為15.0~24.6%，外甩油為1~3.0%。焦化汽油和焦化柴油是延遲焦化的主要產(chǎn)品，但其質(zhì)量較差。焦化汽油的辛烷值很低，一般為51~64（MON），柴油的十六烷值較高，一般為50~58。但兩種油品的烯烴含量高，硫、氮、氧等雜質(zhì)含量高，安定性差，只能作半成品或中間產(chǎn)品，城經(jīng)過精制處理后，才能作為汽油和柴油的調(diào)和組分。焦化蠟油由于含硫、氮化合物、膠質(zhì)、殘?zhí)康群扛?，是二次加工的劣質(zhì)蠟油，目前通常摻煉到催化或加氫裂化作為原料。石油焦是延遲焦化過程的重要產(chǎn)品之一，根據(jù)質(zhì)量不同可用做電極、冶金及燃料等。焦化氣體經(jīng)脫硫處理后可作為制氫原料或送燃料管網(wǎng)做燃料使用［6］。正是由于延遲焦化的上述優(yōu)點(diǎn)，使得延遲焦化在我國得到了迅速的發(fā)展，這主要是因?yàn)椋海?）延遲焦化是解決柴汽比供需矛盾的有效手段。這是由于我國原油普遍偏重，且含蠟量高，柴油的收率低，國內(nèi)原油的柴油餾分收率比國外原油平均低5~7百分點(diǎn)。因此目前我國每年大約進(jìn)口80x104t柴油，同時(shí)不得不出口30x104t汽油，以求國內(nèi)供需平衡。其次是由于我國煉油企業(yè)二次加工均以催化裂化為主，柴汽比低（延遲焦化為1.94，催化裂化為0.56），因此發(fā)展延遲焦化是解決柴汽比供需矛盾，增產(chǎn)柴油的有效辦法。（2）延遲焦化與加氫裂化相比，延遲焦化盡管存在輕質(zhì)油產(chǎn)品安定性差、操作費(fèi)用低（加工費(fèi)約為加氫裂化操作費(fèi)用的1/2~1/3）,使其具有較強(qiáng)的競爭力。由于延遲焦化具有投資少，操作費(fèi)用低，轉(zhuǎn)化深度高等優(yōu)點(diǎn)，延遲焦化已發(fā)展成為渣油輕質(zhì)化最主要的加工方法之一。因此，在目前我國資金緊張，輕油產(chǎn)品尤其是柴汽比供需矛盾突出的情況下，延遲焦化是解決這一矛盾的較理想的手段之一［7］。由于延遲焦化工藝原料適應(yīng)范圍廣、輕油收率高、投資和操作費(fèi)用低，已成為當(dāng)今石油加工的主要手段。根據(jù)2003年美國SFA太平洋公司統(tǒng)計(jì)，世界渣油加工能力約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%，熱裂化和減黏裂化占26%，渣油加氫占17%，渣油催化裂化占24%，剩余為溶劑脫瀝青?？梢娧舆t焦化是世界上最主要的加工工藝之一。隨著原油供應(yīng)的劣質(zhì)化、重質(zhì)化，我國延遲焦化加工能力不斷增加主要是因?yàn)椋海?）延遲焦化是解決柴汽比供需矛盾的有效手段（2）延遲焦化與加氫裂化相比，延遲焦化盡管存在輕質(zhì)油產(chǎn)品安定性差、操作費(fèi)用低（加工費(fèi)約為加氫裂化操作費(fèi)用的1/2~1/3），使其具有較強(qiáng)的競爭力。1995年我國延遲焦化裝置加工能力1348萬噸，1999年達(dá)到2063萬噸，2006年超過5000萬噸，預(yù)計(jì)2010年將達(dá)到7000萬噸。2006年延遲焦化加工能力已經(jīng)遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過催化裂化加工渣油3500萬噸的能力，位居國內(nèi)渣油加工首位［8］。焦化富氣處理系統(tǒng)焦化富氣石油產(chǎn)品經(jīng)延遲焦化，從催化分餾塔塔頂將流出粗汽油和焦化富氣。其中焦化富氣中含有大量的甲烷、乙烷等有用物質(zhì)。經(jīng)加工可以得到焦化干氣、液化石油氣等有用物質(zhì)。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)吸收穩(wěn)定系統(tǒng)是催化裂化裝置中的后處理部分，它將來自催化分餾塔頂?shù)拇制秃透粴饧庸こ筛蓺?、液化氣和穩(wěn)定汽油產(chǎn)品。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的任務(wù)是以壓縮富氣中生產(chǎn)質(zhì)量合格的穩(wěn)定汽油，液化石油氣和干氣。其主要控制指標(biāo)是穩(wěn)定汽油的蒸汽壓、干氣中的C3及其較重組分的含量＞3%，以及液化石油氣中的硫化氫含量。各種氣體在液體中都有一定的溶解度，當(dāng)氣體和液體接觸時(shí)，氣體溶解于液體中的濃度逐漸增加直至飽和。當(dāng)溶質(zhì)在氣相中的分壓大于它在液相中的飽和蒸氣壓時(shí)，此壓力差即是吸收過程的推動(dòng)力;反之，溶質(zhì)自液相逸入氣相時(shí)，即為解吸過程。八十年代對(duì)吸收穩(wěn)定提出如下技術(shù)指標(biāo)：(1)干氣中C3含量為3%(V/V);(2)液化氣中C2含量為3%(V/V)；(3)正常操作條件下停出不凝氣，并使C3回收率達(dá)92%以上,C4回收率達(dá)97%以上⑼。吸收解吸系統(tǒng)的工藝流程經(jīng)歷了兩個(gè)主要的發(fā)展階段:單塔流程階段和雙塔流程階段。單塔流程即吸收、解吸兩個(gè)相反的過程在同一塔內(nèi)進(jìn)行，由于相互影響，操作難以穩(wěn)定，分離效果差［10］。60年代，國外開始出現(xiàn)雙塔流程工藝，70年代末國內(nèi)新建的催化裂化裝置也陸續(xù)采用了這一工藝。同時(shí)，對(duì)已有裝置進(jìn)行改造時(shí)也紛紛將單塔流程改為雙塔流程。該工藝的特點(diǎn)是:吸收、解吸兩個(gè)工藝過程分開進(jìn)行，解吸氣、富吸收油經(jīng)冷卻后同時(shí)進(jìn)入汽液平衡罐，與壓縮富氣接觸，進(jìn)行兩相間的傳熱、傳質(zhì)操作。這樣，汽液平衡罐相當(dāng)于一塊理論板，在提高吸收效果的同時(shí)，使解吸塔的操作更易于調(diào)節(jié)，乙烷解吸率提高。并且由于吸收塔氣相進(jìn)料因溫度下降而相應(yīng)減少，因而相對(duì)減少了吸收劑用量和吸收塔與穩(wěn)定塔的負(fù)荷。進(jìn)入90年代，國內(nèi)一些煉廠對(duì)吸收解吸系統(tǒng)的改造及研究側(cè)重于用規(guī)整填料替代浮閥塔板、優(yōu)化換熱流程、解吸塔雙股進(jìn)料和解吸塔低溫進(jìn)料。吸收穩(wěn)定特點(diǎn)：壓力越高對(duì)吸收越有利，但壓力增至一定后，對(duì)提高吸收率的作用并不顯著，反而會(huì)明顯地增加氣體壓縮所需的動(dòng)力消耗。溫度對(duì)吸收效率的影響很大，溫度愈低，效率愈高。為了降低吸收溫度，通常設(shè)置中間冷卻器，從吸收塔中部移出吸收過程產(chǎn)生的熱量。理論塔板數(shù)越多，越有利于達(dá)到吸收和解吸的氣液相平衡，但工程投資也越大。其中富氣吸收穩(wěn)定裝置流程主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔和穩(wěn)定塔組成。目前生產(chǎn)中使用的單塔流程，其特點(diǎn)為：富氣經(jīng)壓縮冷卻后，在平衡罐分為氣液兩相，分別進(jìn)入吸收段和解吸段。吸收段底部富吸收油直接進(jìn)入解吸塔段，解吸段頂部的解吸氣直接進(jìn)入吸收段。這種單塔流程吸收效果最差［11］。吸收穩(wěn)定過程同傳統(tǒng)吸收過程比較利用傳統(tǒng)吸收工藝分離干氣中H2s的過程中，H2s在胺液中溶解度較干氣中其他烴類組分大得多，在吸收塔底得到富胺液（H2s富集，烴類含量很低），塔頂?shù)玫絻艋蓺?。富胺液?jīng)過一個(gè)低壓閃蒸罐就可以將胺液中溶解的少量烴類脫除。富胺液進(jìn)人再生塔再生得到貧胺液和H2s氣體。也就是說傳統(tǒng)吸收操作過程是:吸收塔（或加閃蒸罐）、再生塔。富氣中C2與LPG組分的分離采用吸收穩(wěn)定工藝，富氣進(jìn)人吸收解吸系統(tǒng)得到C2組分（干氣）和脫乙烷汽油。然后在穩(wěn)定塔內(nèi)用分餾工藝將穩(wěn)定汽油與LPG分離，穩(wěn)定塔即是吸收劑的再生塔。催化裂化富氣分離流程是:吸收解吸系統(tǒng)一穩(wěn)定塔（吸收劑再生塔）。相比于分餾過程中氣液相之間的雙向傳質(zhì)，傳統(tǒng)吸收的操作中主要進(jìn)行的是氣相到液相的單向傳質(zhì)。富氣吸收塔采用汽油作為吸收劑，必須有一個(gè)配套的解吸C2組分的解吸塔，以及設(shè)置解吸氣返回吸收塔流程，是由于汽油對(duì)C2和C3等組分吸收的選擇性不很高的物性所決定的。因此，吸收解吸系統(tǒng)在壓縮富氣中C2:與LPG組分和分離過程中起到類似傳統(tǒng)吸收過程單獨(dú)的吸收塔（或加閃蒸罐）的作用。通過解吸氣不斷在吸收和解吸之間循環(huán)實(shí)現(xiàn)選擇性吸收，彌補(bǔ)吸收劑對(duì)氣相各組分吸收選擇性差的缺陷，以完成有效的分離過程［12］。選擇適當(dāng)?shù)奈諚l件在吸收壓力不變的情況下，吸收溫度是影響吸收效果的重要因素。吸收溫度低，氣體溶質(zhì)溶劑度大，吸收速度快，有利于提高吸收率。降低循環(huán)水的溫度，增加吸收塔一中、二中回流，兼顧氣壓機(jī)工況與能耗，控制粗汽油冷后溫度在40~45℃，控制穩(wěn)定汽油溫度，都可以控制吸收溫度?？刂曝毼沼蜏囟?，使再吸收塔溫度不大于45℃，保證再吸收塔的吸收效果。保證足夠的油氣比。油氣比是指吸收油（粗汽油與補(bǔ)充吸收劑）量與進(jìn)塔的壓縮富氣量之比。當(dāng)催化裝置的處理量與操作條件一定時(shí)，吸收塔的進(jìn)氣量基本不變，分餾來粗汽油量基本不變，油氣比的大小就取決于補(bǔ)充吸收劑的量，增加補(bǔ)充吸收劑量，油氣比增加，吸收推動(dòng)力大，有利于吸收。通常可認(rèn)為壓縮富氣的密度是2kg/m3，一般吸收油與壓縮富氣的重量比約為2，由壓縮富氣量就可以推算出合適的補(bǔ)充吸收劑量;還有一種算法是補(bǔ)充吸收劑量和粗汽油量之比為0.7~1.3［13］。解吸塔的進(jìn)料方式解吸塔按進(jìn)料方式可有以下幾種：（1）熱進(jìn)料料方式通過凝縮油與穩(wěn)定汽油換熱后進(jìn)人解吸塔。優(yōu)點(diǎn)是可以減少塔底再沸器熱負(fù)荷但解吸氣量較大，增大了吸收系統(tǒng)的負(fù)荷及冷卻負(fù)荷，使吸收效果差。（2）冷進(jìn)料方式進(jìn)料不預(yù)熱進(jìn)入。優(yōu)點(diǎn)是解吸氣較少，吸收效果好缺點(diǎn)是解吸塔底再沸器所需熱量增加。（3）冷熱雙股進(jìn)料方式：凝縮油分為冷熱兩股，冷熱進(jìn)料分別進(jìn)入到解吸塔頂部和中上部。該流程在一定程度上綜合了冷、熱進(jìn)料的優(yōu)點(diǎn)。（4）中間換熱流程采用冷凝縮油直接進(jìn)解吸塔頂部，在解吸塔中部設(shè)置一個(gè)利用穩(wěn)定汽油熱源的中間再沸器，避免雙股進(jìn)料流程存在軸向傳質(zhì)返混問題，更充分結(jié)合了冷、熱兩種進(jìn)料方式的優(yōu)點(diǎn)。塔底再沸器熱負(fù)荷與熱進(jìn)料接近，吸收效果及吸收系統(tǒng)冷卻負(fù)荷與冷進(jìn)料幾乎相同［14］?？刂坪线m的解析溫度控制合適的解吸溫度，不僅能保證穩(wěn)定塔的平穩(wěn)操作，保證液化氣中的C2含量不大于2%（體積分?jǐn)?shù)），對(duì)于保證吸收塔的吸收效果有重要的意義。因?yàn)楸狙b置吸收、再吸收塔的負(fù)荷以至設(shè)計(jì)極限，解吸溫度高，富氣量多，就會(huì)影響吸收和再吸收塔的吸收效果，所以解吸溫度不宜太高。另外，反再系統(tǒng)操作條件變化，影響氣體組成變化，解吸溫度應(yīng)作適當(dāng)調(diào)整。實(shí)踐證明，熱旁路控制閥可以完全關(guān)閉，穩(wěn)定塔操作壓力由解吸塔的底溫控制，這樣既能保證液化氣中的C2含量不超標(biāo)，也能使干氣中的C3及以上組分含量盡可能低，在一定程度上提高總液收。分析吸收和解析過程吸收解吸系統(tǒng)進(jìn)行分離的關(guān)鍵組分是C2/C3，若將C2/Cf離改用蒸餾操作，根據(jù)蒸餾分離原理，在塔頂C2M須使組分冷凝成液相，因而需要更高的壓力及進(jìn)行深度冷凍”。這里，前面第一句對(duì)關(guān)鍵組分的認(rèn)定是對(duì)的，后面見解就值得商榷了。從理論和數(shù)據(jù)兩方面進(jìn)行。第一，從蒸餾基本理論進(jìn)行分析。也即根據(jù)分離原理以及相平衡的基本知識(shí)進(jìn)行分析。采用油吸收蒸餾塔替代吸收塔，只要壓力相同，塔頂采出物料組成基本相同， 其塔頂溫度應(yīng)當(dāng)是差別不大的。根據(jù)相律，自由度等于組分?jǐn)?shù)減相數(shù)加。對(duì)于二元?dú)庖浩胶怏w系，自由度為2。也即只要壓力、組成一定，溫度就一定多元體系自由度大一些，但近似來看，若壓力一定、輕重關(guān)鍵組分濃度相近，其平衡溫度也會(huì)大致接近的。新老兩種流程，塔的操作壓力相近，貧氣組成類似，因而兩種流程塔頂氣相采出溫度也是相近的，根本無需使大量C2組分冷凝成液相。此外，需要著重指出的是新流程所提出的蒸餾塔不同于常規(guī)蒸餾塔，而是油吸收蒸餾塔，由于補(bǔ)充吸收劑作為重組分從塔頂加入，較大的改變了塔頂?shù)南嗥胶?，因而塔平衡溫度并不?huì)很低。第二，從具體模擬數(shù)據(jù)分析。對(duì)國內(nèi)套不同規(guī)模的催化裂化生產(chǎn)裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進(jìn)行過新流程與現(xiàn)有流程的模擬計(jì)算和比較工作，模擬結(jié)果均表明新流程要優(yōu)越得多。新老流程塔頂壓力、溫度相近，液相中摩爾分?jǐn)?shù)都在6%~4%,這說明上述理論分析是正確的。新老流程粗汽油和補(bǔ)充吸收劑的進(jìn)料溫度均為40℃，老流程塔頂無冷凝器，由于吸收熱的影響，塔頂溫度較高為45.5℃新流程塔頂設(shè)冷凝器，冷后溫度可以降到39.8℃，該溫度水冷即可達(dá)到，在工程實(shí)施上無任何困難。貧氣可以降到較低溫度也是新流程的優(yōu)點(diǎn)之一。焦化產(chǎn)品的介紹干氣是以甲烷為主，同時(shí)含有氫氣、C2和少量的一氧化碳等，是易燃易爆的窒息性氣體，比重比空氣輕，極易燃燒。液化石油氣(LiquefiedPetroleumGas,簡稱LPG)主要組分是丙烷(超過95%),還有少量的丁烷。LPG在適當(dāng)?shù)膲毫ο乱砸簯B(tài)儲(chǔ)存在儲(chǔ)罐容器中，常被用作炊事燃料。在國外，LPG被用作輕型車輛燃料已有許多年。穩(wěn)定汽油，化工過程中蒸出的，脫去C3和C4的氣態(tài)烴類汽油。HYSYS的介紹Hyprotech公司創(chuàng)建于1976年，是世界上最早開拓石油、化工方面的工業(yè)模擬、仿真技術(shù)的跨國公司。其技術(shù)廣泛應(yīng)用于石油開采、儲(chǔ)運(yùn)、天然氣加工、石油化工、精細(xì)化工、制藥、煉制等領(lǐng)域。它在世界范圍內(nèi)石油化工模擬、仿真技術(shù)領(lǐng)域占主導(dǎo)地位。Hyprotech已有17000多家用戶，遍布80多個(gè)國家，其注冊(cè)用戶數(shù)目超過世界上任何一家過程模擬軟件公司。目前世界各大主要石油化工公司都在使用Hyprotech的產(chǎn)品，包括世界上名列前茅的前15家石油和天然氣公司，前15家石油煉制公司中的14家和前15家化學(xué)制品公司中的13家?；ち鞒棠M軟件是由化學(xué)工程、化工熱力學(xué)、系統(tǒng)工程、計(jì)算方法及計(jì)算機(jī)技術(shù)等多學(xué)科理論在計(jì)算機(jī)上實(shí)現(xiàn)的綜合模擬系統(tǒng)。人們?yōu)榱朔治鰧?shí)際工況，找出最佳的操作條件，不得不冒極大的風(fēng)險(xiǎn)用實(shí)際裝置做試驗(yàn)，而得到的只是某些特定條件下的回歸公式。動(dòng)態(tài)軟件將時(shí)間變量引入系統(tǒng)，即系統(tǒng)內(nèi)部的性質(zhì)隨時(shí)間而變。它將穩(wěn)態(tài)系統(tǒng)、控制理論、動(dòng)態(tài)化工、熱力學(xué)模型及動(dòng)態(tài)數(shù)據(jù)處理有機(jī)地結(jié)合起來，通過求解巨型常微分方程組進(jìn)行動(dòng)態(tài)模擬。這種軟件要求計(jì)算機(jī)具有強(qiáng)大的計(jì)算功能及多任務(wù)操作系統(tǒng)，過去只能在大型機(jī)上運(yùn)行，且因操作復(fù)雜，只能少數(shù)人享用。HYSYS因其先進(jìn)的集成式工程環(huán)境、強(qiáng)大的動(dòng)態(tài)模擬功能、內(nèi)置人工智能、數(shù)據(jù)回歸包等一系列特點(diǎn)而廣泛應(yīng)用于化工過程的模擬計(jì)算中?，F(xiàn)已經(jīng)成為世界上最先進(jìn)的化工模擬軟件之一，它具有操作簡單、功能強(qiáng)大、模擬精確等優(yōu)點(diǎn)，是模擬復(fù)雜化工過程的重要工具。HYSYS以具有十幾年世界各地化工、石油領(lǐng)域的應(yīng)用歷史的HYSIM為堅(jiān)實(shí)基礎(chǔ)。HYSYS包含更多、更復(fù)雜的物性計(jì)算包及單元操作［14］。為了能更快速、準(zhǔn)確地得到計(jì)算結(jié)果，增加了強(qiáng)大的初始化及快速迭代計(jì)算工具。同時(shí)還增加了系統(tǒng)優(yōu)化、反應(yīng)蒸餾、先進(jìn)的變量計(jì)算表、用于控制研究的控制器和傳遞函數(shù)發(fā)生器。利用HYSYS的功能即可完成對(duì)焦化富氣回收流程改進(jìn)的模擬。HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)的特點(diǎn)和功能HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)具有如下特點(diǎn)和功能：最先進(jìn)的集成式工程環(huán)境：在這種集成系統(tǒng)中，流程、單元操作是互相獨(dú)立的。流程只是各種單元操作這種目標(biāo)的集合，單元操作之間靠流程中的物流發(fā)生聯(lián)系。在工程設(shè)計(jì)中穩(wěn)態(tài)和動(dòng)態(tài)使用的是同一個(gè)目標(biāo)，然后共享目標(biāo)數(shù)據(jù)，不須進(jìn)行數(shù)據(jù)傳遞。因此在這種先進(jìn)且易于使用的系統(tǒng)中用戶能夠得到最大的效益，對(duì)復(fù)雜的工藝流程往往要分成幾個(gè)部分模擬。強(qiáng)大的動(dòng)態(tài)模擬功能：動(dòng)態(tài)模擬的方法及過程是流程穩(wěn)態(tài)模擬收斂后，首先定義單元操作的動(dòng)態(tài)數(shù)據(jù)（如分離器的幾何尺寸、液位高度等），安裝控制儀表，然后就可以進(jìn)入動(dòng)態(tài)，開始動(dòng)態(tài)模擬。動(dòng)態(tài)模擬過程中，可以隨時(shí)調(diào)整溫度、壓力等各種工藝變量這就是Windows的多任務(wù)），觀察它們對(duì)產(chǎn)品的影響以及變化規(guī)律。還可以隨時(shí)停下來，轉(zhuǎn)回靜態(tài)。干板開車：任何容積式設(shè)備都可以在沒有物料的條件下開車啟動(dòng)。分餾塔的干板開車（尤其是分凝器塔）是動(dòng)態(tài)模擬技術(shù)中的一大難題。HYSYS能實(shí)現(xiàn)這一功能，這對(duì)裝置開工方案的研究有著十分重要的意義。內(nèi)置人工智能：在系統(tǒng)中設(shè)有人工智能系統(tǒng)，在所有過程中都能發(fā)揮非常重要的作用。當(dāng)輸入的數(shù)據(jù)能滿足系統(tǒng)計(jì)算要求時(shí)，人工智能系統(tǒng)會(huì)驅(qū)動(dòng)系統(tǒng)自動(dòng)計(jì)算。當(dāng)數(shù)據(jù)輸入發(fā)生錯(cuò)誤時(shí)，該系統(tǒng)會(huì)告訴你哪里出了間題。數(shù)據(jù)回歸包：數(shù)據(jù)回歸整理包提供了強(qiáng)有力的回歸工具。用實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)或庫中的標(biāo)準(zhǔn)數(shù)據(jù)，通過該工具用戶可得到焓、氣液平衡常數(shù)K的數(shù)學(xué)回歸方程（方程的形式可自選）。用回歸公式可以提高運(yùn)算速度，在特定的條件下還可提高計(jì)算精度。物性計(jì)算包：HYSYS提供了一組功能強(qiáng)大的物性計(jì)算包，它的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)來源于世界富有盛名的物性數(shù)據(jù)系統(tǒng)，并經(jīng)過嚴(yán)格的校驗(yàn)。這些數(shù)據(jù)包括16000個(gè)交互作用參數(shù)和1500多個(gè)純物質(zhì)數(shù)據(jù)。物性預(yù)測系統(tǒng)：對(duì)于HYSYS標(biāo)準(zhǔn)庫沒有包括的組分，可通過定義假組分，然后選擇HYSYS的物性計(jì)算包自動(dòng)計(jì)算基礎(chǔ)數(shù)據(jù)。事件驅(qū)動(dòng)：在研究方案時(shí)，須要將許多工藝參數(shù)放在一張表中。當(dāng)變化一種或幾種變量時(shí)，另一些也要隨之而變，算出的結(jié)果也要在表中自動(dòng)刷新。這種幾處顯示數(shù)據(jù)隨計(jì)算結(jié)果同時(shí)自動(dòng)變化的技術(shù)就叫事件驅(qū)動(dòng)。通過這種途徑能使工程師對(duì)所研究的流程有更徹底的了解。DCS接口：HYSYS通過動(dòng)態(tài)鏈接庫DLL與DCS控制系統(tǒng)鏈接。裝置的DCS數(shù)據(jù)可以進(jìn)入HYSYS，而HYSYS的工藝參數(shù)也可以傳回裝置。工藝參數(shù)優(yōu)化器：軟件中增加了功能強(qiáng)大的優(yōu)化器，它有五種算法供您選擇，可解決無約束、有約束、等式約束及不等式約束的問題。其中序列二次型是比較先進(jìn)的一種方法，可進(jìn)行多變量的線性、非線性優(yōu)化，配合使用變量計(jì)算表，可將更加復(fù)雜的經(jīng)濟(jì)計(jì)算模型加入優(yōu)化器中，以得到可獲最大經(jīng)濟(jì)效益的操作條件。夾點(diǎn)分析工具：利用HYSYS的夾點(diǎn)分析技術(shù)可對(duì)流程中的熱網(wǎng)進(jìn)行分析計(jì)算，合理設(shè)計(jì)熱網(wǎng)，使能量的損失最小。方案分析工具：某些變量按一定趨勢變化時(shí)，其他變量的變化趨勢如何，了解這些對(duì)方案分析非常重要。各種塔板的水力學(xué)計(jì)算：HYSYS增加了浮閥、填料、篩板等各種塔板的計(jì)算，使塔的熱力學(xué)和水力學(xué)同時(shí)解決。任意塔的計(jì)算：以前接觸的軟件中所有分餾塔都是軟件商提供的一個(gè)最全的塔，然后讓用戶自己選擇保留部分。在HYSYS中，由于采用了面向目標(biāo)的編程工具，塔板、重沸器、泵、回流罐等都是相互獨(dú)立的目標(biāo)，人們可以任意組合這種目標(biāo)，而完成各種各樣的任意塔，十分方便。非序貫?zāi)M技術(shù)：序貫?zāi)M是指模擬軟件中的各種單元操作入口和出口是固定的，即數(shù)據(jù)不能在出口給定，而反算入口的狀態(tài)，即所謂的倒推式計(jì)算，由于HYSYS系統(tǒng)中的物流是智能的，物流的數(shù)據(jù)是可以沿任意方向傳遞的，所以就可以完成倒推式計(jì)算，這就是非序貫?zāi)M技術(shù)，這種方法最普遍的實(shí)例之一就是在計(jì)算火炬放空系統(tǒng)中，已知尾部壓力而倒推出上游應(yīng)具有的壓力。HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)的主要物性計(jì)算方法正確選取物性計(jì)算方法，對(duì)流程模擬的準(zhǔn)確性和可靠性起著至關(guān)重要的作用。在實(shí)際工廠流程模擬中，對(duì)于不同的物系應(yīng)選用與之相對(duì)應(yīng)的物性計(jì)算方法，才能得到與實(shí)際工況比較接近的計(jì)算結(jié)果，這樣建立起的模擬平臺(tái)才是可靠和有意義的。HYSYS可提供的物性計(jì)算方法有很多，鑒于石化工廠分離組分繁雜，氣液平衡數(shù)據(jù)匱乏的情況，采用HYSYS提供的靈活可預(yù)測性的狀態(tài)方程集。HYSYS模擬系統(tǒng)的熱力學(xué)方程有：PengRobinson方程、PRSV方程和SourPR方程等20余種熱力學(xué)方程。該集主要針對(duì)于極性和非極性及輕氣相的混合物。這些方法對(duì)高溫、高壓，混合物接近臨界點(diǎn)，和液-液高壓分離的情況均能適用。HYSYS中物性包的應(yīng)用可以預(yù)測理想和非理想狀態(tài)下各種混合物的物性。HYSYS提供的方程（PR和PRSV）應(yīng)用于嚴(yán)格的烴類處理系統(tǒng)、重?zé)N系統(tǒng)的蒸汽壓力模型、蒸汽相關(guān)性用于預(yù)測實(shí)際蒸汽物性等實(shí)際化工系統(tǒng)中的模型。所有這些方程有他們固有的限制條件，用戶可以根據(jù)具體條件選擇方程。HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)中的不足目前困擾氣體膜分離的重要問題是模擬計(jì)算。膜分離流程的設(shè)計(jì)和運(yùn)行需要通過模擬計(jì)算的指導(dǎo)因此就需要應(yīng)用到化工模擬計(jì)算軟件的輔助。HYSYS因其先進(jìn)的集成式工程環(huán)境、強(qiáng)大的動(dòng)態(tài)模擬功能、內(nèi)置人工智能、數(shù)據(jù)回歸包等一系列特點(diǎn)而廣泛應(yīng)用于化工過程的模擬計(jì)算中?，F(xiàn)已經(jīng)成為世界上最先進(jìn)的化工模擬軟件之一。對(duì)于氣體膜分離過程的模擬中必須包括一些設(shè)計(jì)參數(shù)，例如原料的流量、膜兩側(cè)的壓力、各組分的摩爾分率、溫度、膜面積、滲透系數(shù)以及膜組件的種類等等。因此，這就要求模擬計(jì)算系統(tǒng)具有非常強(qiáng)大的能量、動(dòng)量以及質(zhì)量衡算功能。HYSYS模擬系統(tǒng)具有數(shù)據(jù)回歸整理包，提供了強(qiáng)有力的回歸工具。用實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)或庫中的標(biāo)準(zhǔn)數(shù)據(jù)，用戶可以選擇適用于計(jì)算特定條件下的焓、氣液平衡常數(shù)長等數(shù)學(xué)回歸方程。用這些回歸方程不但可以提高運(yùn)算速度,而且在特定的條件下還可提高計(jì)算精度。HYSYS模擬系統(tǒng)還提供了一組功能強(qiáng)大的物性計(jì)算包，它的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)來源于世界富有盛名的物性數(shù)據(jù)系統(tǒng)，并經(jīng)過嚴(yán)格的校驗(yàn)。這些數(shù)據(jù)包括16000個(gè)交互作用參數(shù)和1800多個(gè)純物質(zhì)數(shù)據(jù)，其物性預(yù)測系統(tǒng)包括了絕大部分現(xiàn)有物質(zhì)的物性數(shù)據(jù)，對(duì)于HYSYS標(biāo)準(zhǔn)庫沒有包括的組分，可通過定義組分，然后選擇HYSYS的物性計(jì)算包自動(dòng)計(jì)算基礎(chǔ)數(shù)據(jù)［15］。因此,HYSYS動(dòng)態(tài)模擬系統(tǒng)具有膜分離過程模擬計(jì)算的條件。但是，由于膜分離操作是較新的化工單元操作，人們對(duì)它在HYSYS中模擬計(jì)算問題研究的還比較潛。到目前為止尚未見到HYSYS模擬計(jì)算系統(tǒng)中開發(fā)多組分氣體膜分離單元模塊的報(bào)道。設(shè)計(jì)的總體構(gòu)想針對(duì)化工生產(chǎn)中遇到“干氣不干”等問題，對(duì)某廠進(jìn)行模擬。模擬主要分兩個(gè)部分進(jìn)行：第一部分使干氣組分的C2增加，LPG的損失減小。這部分的設(shè)計(jì)會(huì)使原來干氣不干等問題得到解決，可以得到較純凈的干氣，另外還會(huì)減少LPG的損失量，更好的回收LPG等有用組分。第二部分使C2、LPG等有用組分盡可能的在新增塔多吸收?，F(xiàn)在工業(yè)對(duì)C2等有用組分的需求越來越大，所以盡可能的多吸收C2等有用組分會(huì)提高該廠的整體經(jīng)濟(jì)效益。為了能優(yōu)化設(shè)備，在原來設(shè)備的基礎(chǔ)上新增加了精餾塔等設(shè)備對(duì)C2、LPG等有用組分進(jìn)行回收。具體的步驟如下面的框圖：第2章流程模擬設(shè)計(jì)任務(wù)為了提高該廠的經(jīng)濟(jì)效益，針對(duì)兩部分任務(wù)：（1）讓干氣盡可能的純凈，解決干氣不干等問題（2）盡可能多的回收C2、LPG等有用組分。為了得到最優(yōu)的設(shè)計(jì)方案，在原設(shè)備上新增了個(gè)精餾塔，得到的新流程。新流程和原流程進(jìn)行比較，并選出最好的設(shè)計(jì)方案。原流程圖的介紹原吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程見圖2.1。由分餾塔頂分離出來的富氣，經(jīng)富氣壓縮機(jī)（K-100）壓縮后，與富氣洗滌水泵（P-1）來的富氣洗滌水混合，進(jìn)入富氣冷卻器（E-1）冷卻到40℃，進(jìn)料平衡罐（V-1）。經(jīng)氣液平衡后分離出來的氣體進(jìn)入吸收塔底（T-1）；V-1分離出來的凝縮油經(jīng)換熱到70℃進(jìn)入解吸塔頂部。V102來的粗汽油送到吸收塔的第27層作為吸收劑，吸收塔第30層回由穩(wěn)定汽油泵抽送穩(wěn)定汽油作補(bǔ)充。吸收塔頂部出來的貧氣（1.2Mpa、40℃）進(jìn)入再吸收塔（T-3），用柴油作再吸收劑，以回收吸收塔塔頂攜帶出來的汽油組分。再吸收塔底出來的富吸收油經(jīng)換熱后，返分餾塔第25層；再吸收塔頂干氣送到脫硫部分。吸收塔底的凝縮油，自壓冷卻至40℃，再進(jìn)入平衡罐（V-1）。為了保證吸收塔的吸收效果，吸收塔設(shè)兩個(gè)中段回流，分別從24層、8層抽出，以取走在吸收過程中放出的熱量（在吸收塔各段溫度滿足工藝指標(biāo)時(shí)，可不開一中、二中）。解吸塔（T-2/下）底重沸器以分餾來的柴油回流供熱，通過解吸以除去凝縮由中被過度吸收下來的炭二組分，解吸塔頂?shù)慕馕鼩饨?jīng)冷卻至40℃后進(jìn)入平衡罐（V-1）。解吸塔底脫乙烷汽油進(jìn)入穩(wěn)定塔（T-4）第15、19或23層。穩(wěn)定塔底重沸器以分餾來的中段回流為熱源,塔底穩(wěn)定汽油被加熱至188℃左右以脫除汽油中的C3、C4組分。有穩(wěn)定塔底出來的穩(wěn)定汽油經(jīng)換熱后，進(jìn)汽油空冷器、穩(wěn)定汽油后冷器冷卻至40℃，然后分兩路，一路出裝置，另一路經(jīng)升壓后送到吸收塔30層作為補(bǔ)充吸收劑。穩(wěn)定塔頂出來的液態(tài)烴經(jīng)空冷器，冷卻后，進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐，再由抽出，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流，另一部分送至脫硫系統(tǒng)，脫硫后出裝置。原吸收穩(wěn)定系統(tǒng)見圖2.1。圖2.1原吸收穩(wěn)定系統(tǒng)表2.1流程中各塔介紹塔名^塔徑塔體積塔板的組成塔溫塔壓產(chǎn)品①1600/e上50.5上：浮閥塔盤30上吸收解析塔1800*56456*16/20/m3下58.6層下：復(fù)合DJ塔盤上45/45℃下90/165℃1.42Mpa下油氣、富氣26m26層1.45Mpa再吸收塔①1200*16152*1214.8m浮閥塔盤14層頂47℃底54℃頂1.2Mpa底1.25Mpa干氣、柴油穩(wěn)定塔①1400/e1600*36756*14/1655m浮閥塔盤14層復(fù)合DJ塔盤23層頂72℃底241℃頂1.6Mpa底1.65Mpa液態(tài)烴、汽油在吸收塔中脫除大部分LPG的不凝氣中含有較多的汽油組成，進(jìn)入柴油再吸收塔。干氣自柴油再吸收塔頂采出輸往脫硫裝置等。塔底富吸收柴油返回分餾塔。吸收塔底富液冷卻至40℃進(jìn)入氣液平衡罐。平衡罐中的液相加熱至90℃進(jìn)入解析塔脫除過量的輕組分如甲烷、乙烷等。解析氣經(jīng)水洗并冷卻后進(jìn)入平衡罐，與富氣一起進(jìn)入吸收塔。解析塔底脫除大部分乙烷及輕組分的富汽油預(yù)熱后進(jìn)入穩(wěn)定塔，吸收的LPG組分大部分被解析并在塔頂冷凝，塔頂液相產(chǎn)品去脫硫裝置生產(chǎn)合格的液化石油氣。塔釜產(chǎn)出穩(wěn)定汽油，部分返回吸收塔作為吸收劑。原流程的設(shè)計(jì)參數(shù)1.目前的生產(chǎn)狀況表2.2為目前該廠干氣的組成2008-8-42008-852008-862008-872008-8820088112008-8-12氫氣9.329.738.998.218.629.679.29

空氣7.340.000.000.000.006.260.00甲烷49.520.000.000.000.0052.450.00乙烷19.990.000.000.000.0019.740.00乙烯2.820.000.000.000.002.710.00丙烷5.045.695.335.185.364.605.53丙烯2.833.132.952.622.942.222.98異丁烷0.210.250.210.220.210.200.26正丁烷0.800.880.660.610.840.570.84正異丁烷0.470.520.400.400.530.360.54反丁烯0.070.080.060.060.070.050.09順丁烯0.060.060.050.040.040.030.07C50.370.210.020.290.300.210.27H2S0.000.000.000.000.000.000.00CO20.130.000.000.000.000.090.00CO1.010.000.000.000.000.860.00空氣+甲烷+CO0.0055.2357.6559.2157.740.0057.70C2+CO20.0024.2323.6823.1523.360.0022.43C3+的總含量9.8510.829.689.4210.298.2410.58從表2.2可以看出，C3及C3以上組分在9.84%左右沒有達(dá)到規(guī)定的標(biāo)準(zhǔn)，這樣就造成了干氣組分的不純凈。從目前現(xiàn)場運(yùn)行數(shù)據(jù)顯示，由于實(shí)際操作中的富氣和粗汽油的處理量遠(yuǎn)大于設(shè)計(jì)能力，導(dǎo)致吸收塔，解析塔的分離效率遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值，雖將塔板形式進(jìn)行了改進(jìn)，仍達(dá)不到理想的效果。目前系統(tǒng)效果差主要表現(xiàn)在兩方面：1、干氣不干，該吸收穩(wěn)定系統(tǒng)產(chǎn)出的干氣中液化氣（LPG）組分嚴(yán)重超標(biāo)，干氣中LPG濃度平均在10%左右，遠(yuǎn)超過設(shè)定濃度指標(biāo)。2、解析塔底富液中C2含量超標(biāo)，導(dǎo)致穩(wěn)定塔塔頂產(chǎn)生大量不凝氣。穩(wěn)定塔頂不凝氣流量約1700Nm3/h,含有大量的LPG組成，返回壓縮機(jī)前入口。2.原流程模擬分四部分進(jìn)行模擬：（1）富氣進(jìn)料的模擬利用HYSYS對(duì)富氣進(jìn)料進(jìn)行模擬,如圖2.2。圖2.2富氣進(jìn)料圖富氣以40℃、150kpa進(jìn)料，摩爾流率為372.626934414481kglome/h,經(jīng)壓縮機(jī)升壓到1500kpa同洗滌水一同冷卻到40℃。富氣的組成如表2.3。表2.3富氣的組成CompositionMoleFractionsHydrogenNitrogenMethaneEthane0.06000.07490.41460.1710EthylenePropanePropenei-Butane0.03250.07860.04790.0067n-Butane0.02341-Butene0.0184i-Pentane0.0156CO0.0034CO2H2SH2O0.00360.04400.0052(2)平衡罐的模擬圖2.3平衡罐進(jìn)料圖富氣和洗滌水的混合物經(jīng)換熱后以40℃、1450kpa進(jìn)入平衡罐，另一部分洗滌水也進(jìn)入平衡罐，洗滌水最終從平衡罐底流出。從平衡罐出來兩股組分，氣體組分3進(jìn)入吸收塔，液體組分7進(jìn)入下一單元。（3）吸收塔的模擬利用HYSYS對(duì)吸收塔富氣進(jìn)料進(jìn)行模擬，如圖2.4圖2.4吸收塔富氣進(jìn)料從圖2.4上可以看出吸收塔有有3股進(jìn)料，一股進(jìn)料是從平衡罐出來的氣體組分3進(jìn)入吸收塔底，一股是從灌區(qū)來的粗汽油，還有一股是下一單元回流的汽油組分。吸收塔的出料只有一股，從塔頂出去的氣體組分進(jìn)入在吸收塔。另外吸收塔還有兩個(gè)回流組成。（4）再吸收塔的模擬利用HYSYS對(duì)再吸收塔富氣進(jìn)料進(jìn)行模擬如圖2.5通過再吸收塔的模擬圖2.5可以看出，再吸收塔有2組進(jìn)料和2組出料。一股進(jìn)料是來至吸收塔頂?shù)臍怏w組分，另一股通入再吸收塔的柴油組分。而再吸收塔的2股出料分別是從塔頂出去的干氣和從塔底出去的CYC-Oil。圖2.5再吸收塔富（5）解吸塔的模擬圖2.5再吸收塔富（5）解吸塔的模擬利用HYSYS對(duì)解吸塔進(jìn)行模擬如圖2.6氣進(jìn)料圖經(jīng)換熱器￡-8進(jìn)入穩(wěn)定物料一部分經(jīng)回流返回料17經(jīng)換熱器E-8返回穩(wěn)15返回到平衡罐，出料16Reboil-3r-T-4Q-6圖2.6吸收塔的模擬通過2.6圖可以看出，解吸塔有1股進(jìn)料和2股出料。來至平衡罐的液體9組分進(jìn)入平衡罐的頂部，同時(shí)從解吸塔頂部出去的氣態(tài)組分10返回平衡罐。從解吸塔底出去的混合物一部分經(jīng)回流返回解吸塔，另一部分混合物12則通過泵P-5進(jìn)如下一單元。（6）穩(wěn)定塔的模擬利用HYSYS對(duì)穩(wěn)定塔進(jìn)行模擬如圖2.7。通過穩(wěn)定塔的模擬圖2.7可以看出，穩(wěn)定塔有1股進(jìn)料和3股出料。來至解吸塔的混合物塔。穩(wěn)定塔底流出的到穩(wěn)定塔，一部分物定塔。穩(wěn)定塔的出料則是要回收的組分。圖2.7穩(wěn)定塔的模擬總體模擬如下圖2.8所示。圖2.8總體模擬圖根據(jù)該廠提供DCS系統(tǒng)數(shù)據(jù)，流程模擬后的主要模擬結(jié)果如表2.4所示。表2.4吸收穩(wěn)定系統(tǒng)物料平衡表（模擬/原流程/mol%）ComponentRichGDryGR-13459Hydrogen6.006.6515.0224.4846.2320.0440.045Nitrogen7.4868.3026.2615.6627.7960.1090.113Methane41.46445.82634.67632.96943.3541.8081.914Ethane17.10419.09415.56318.52718.7954.5505.066Ethene3.2533.6992.7743.1103.5860.5360.587Propane7.8564.85714.39714.7385.3109.75412.282Propylene4.7943.7018.2839.2043.9595.5766.702i-Butane0.6710.1880.9160.4730.2560.5250.883n-Butane2.3420.4732.8421.1460.7621.6802.9051-Butene1.8410.3432.3010.9730.4961.1012.095i-PentaneCarbon1.5610.0841.3850.4380.5451.9172.455monoxide0.3400.4090.2850.2590.3840.0060.006CarbondioxideSulfureted0.3600.4280.3020.3210.4130.0420.046Hydrogen4.4014.9564.5555.5795.0051.8482.046Water0.5220.9750.4400.7540.9380.0950.103Gasoline0.0000.0070.0001.3642.17070.40862.753

T℃ 40.0 44.2 35.8 44.7 50.4 51.0 90.0PnokPa15011201501350123013301600talumiSFkmol/h372336445505360676761Fkg/h97507779129341471791385877962831FNm3/h8810795810535119578515LL/GFSkmol/hSCDFkg/h6174066670FNm3/h8800106891050016935以富氣及粗汽油所帶入的C3~C4總量為基準(zhǔn)，計(jì)算得干氣帶走的LPG組分約占總量的39.9%。對(duì)比表2.4中模擬結(jié)果與DCS系統(tǒng)提供的數(shù)據(jù)，發(fā)現(xiàn)干氣產(chǎn)量和穩(wěn)定汽油產(chǎn)量存在較大的差異，一方面可能是模擬采用的粗汽油組成與實(shí)際操作有差別。模擬中的粗汽油按照分餾塔頂油/氣分離罐的參數(shù)計(jì)算其輕組分含量，未充分考慮夾帶等原因，另一方面塔和緩沖罐等滯留的汽油及儲(chǔ)量變化也可能導(dǎo)致穩(wěn)定汽油產(chǎn)量遠(yuǎn)低于粗汽油的流量。表2.4續(xù)吸收穩(wěn)定系統(tǒng)物料平衡表（模擬/原流程/mol%）Component1012151622汽油粗汽油Hydrogen0.2380.0000.0000.0000.0000.0000.017Nitrogen0.5970.0000.0000.0000.0000.0000.045Methane10.1160.0000.0010.0000.0000.0000.406Ethane22.3171.0397.6322.5920.0030.0031.186Ethene2.9250.0420.3230.0740.0000.0000.203Propane26.3309.00347.85643.9081.2831.2832.222Propylene15.9354.54726.12821.0260.4400.4401.212i-Butane1.0280.8492.1764.3460.4410.4410.376n-Butane2.6962.9545.40613.6561.9351.9351.4471-Butene2.2052.0704.65410.0371.2031.2030.687i-Pentane1.2292.7410.4672.4133.0863.0862.158Carbon0.0320.0000.0000.0000.0000.0000.029monoxideCarbondioxide0.2380.0010.0060.0010.0000.0000.036Sulfureted7.6510.7385.3361.9310.0080.0080.573HydrogenWater 0.537 0.002 0.016 0.003 0.000 0.000 0.052Gasoline 5.928 76.016 0.001 0.013 91.601 91.601 89.352T℃ 92.4 142.1 40.0 40.0 45.0 45.2 40.0PkPa 1350 1450 1250 1250 1250 1600 1600oFi144.1 617.2 73.0 32.0 382.9 129.2 401.4au kmol/himSFkg/h5814.6 57017.0 3188.3 1520.6 39108.2 13200.0 40000.0F3406.0 L 1726.6 L L L LNm3/hFkmol/hSC Fkg/h — 60860 — 1420 32702 13280 42000DF3011 — 1700 — — — —Nm3/h止矽卜，DCS系統(tǒng)數(shù)據(jù)顯示吸收塔前面的平衡罐和穩(wěn)定塔均存在嚴(yán)重的物料不平衡。進(jìn)入平衡罐的富吸收汽油、富氣和解析氣的流量分別為61.74t/h、10500Nm3/h、3011Nm3/h,而輸出的富吸收汽油、富氣的流量分別為66.67t/h、16935Nm3/h。進(jìn)入穩(wěn)定塔的富吸收汽油流量約60.86t/h,而輸出的穩(wěn)定汽油、LPG及不凝氣分別為52.31t/h、1.42t/h和3.19t/h(1700Nm3/h)?？傮w而言，大部分物流的參數(shù)均能與實(shí)際操作相符合，所以可以在此模擬基礎(chǔ)上進(jìn)行流程設(shè)計(jì)和優(yōu)化。2.3新流程的介紹對(duì)吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的改造主要體現(xiàn)在穩(wěn)定塔不凝氣不返回和富氣一同進(jìn)吸收解析裝置，而是對(duì)穩(wěn)定塔的不凝氣進(jìn)行單獨(dú)處理。穩(wěn)定塔的作用也發(fā)生改變，由原來塔頂產(chǎn)LPG，塔底產(chǎn)穩(wěn)定汽油，改變?yōu)樗數(shù)玫教嘉搴繃?yán)格限制的C2至C4的混合氣，塔底得到合格的穩(wěn)定汽油。新增塔對(duì)穩(wěn)定塔塔頂氣采用低溫冷凝/精餾方式獲得合格的液化氣產(chǎn)品和C2組分。改造后的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程如2.9圖所示。的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)流程圖該改造通過將穩(wěn)定塔頂?shù)牟荒龤猓ㄖ饕獮镃2~C4和H2s）外輸，采用精餾方式生產(chǎn)LPG及乙烷。由于穩(wěn)定塔不凝氣不返回原吸收/解析過程，導(dǎo)致進(jìn)入解析塔的富液中的C2/C3比例顯著提高。由于C3”，同樣的塔釜溫度下釜液的汽化程度降低，供熱量下降，導(dǎo)致進(jìn)入穩(wěn)定塔的富液中含有較多的乙烷，最終影響到穩(wěn)定塔定產(chǎn)品LPG的質(zhì)量，乙烷和戊烷含量同時(shí)超標(biāo)。由于本次改造的目的在于盡可能地降低吸收/解析操作的負(fù)荷，未采用提高解析塔釜溫度的方式來控制進(jìn)入穩(wěn)定塔的乙烷量。本次改造通過調(diào)整穩(wěn)定塔的操作工況，將其功能主要限定在生產(chǎn)合格的穩(wěn)定汽油，而穩(wěn)定塔頂不直接產(chǎn)出LPG，而是輸出C5含量嚴(yán)格限制的C2~C4的混合氣。C2~C4混合氣采用低溫冷凝/精餾方式獲得合格的LPG產(chǎn)品和乙烷。其模擬流程見圖2.9。穩(wěn)定塔頂不凝氣壓力約為1.15MPag，若直接輸入新建的精餾塔生產(chǎn)LPG，在此壓力下當(dāng)冷凝溫度高于水的冰點(diǎn)時(shí)，損失的LPG較多，因此新建的不凝氣精餾分離裝置采用冷凝/增壓/精餾的處理方式。不凝氣首先輸入冷凝器中，-15℃即全部冷凝，隨后經(jīng)輕烴泵增壓到2.4MPag進(jìn)入精餾塔。精餾塔包括30級(jí)實(shí)際塔板，自塔頂?shù)?5塊板進(jìn)料，塔頂壓力2.4MPag/J^壓力2.35MPag/溫。此改造方案結(jié)果見表2.5。經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)通過穩(wěn)定塔塔頂不凝氣采出單獨(dú)處理的方式，大大減少了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)處理的氣體總量，提高了吸收塔操作的液氣比，將干氣帶走得C3~C4總量由目前的39.9%降低至14.5%左右。通過改造大大提高了LPG的回收率，其產(chǎn)量由目前裝置運(yùn)行的1.42t/h，提高至2.51t/h，同時(shí)副產(chǎn)乙烷/乙烯混合氣約1.15皿（其中硫化氫約0.24t/h）。每年僅多回收LPG增收價(jià)值就可約達(dá)4800萬元/年。新建的冷凝/增壓/精餾設(shè)備公用工程：-20℃冷負(fù)荷約650kW；制冷冷卻水65t/h（或采用蒸發(fā)式冷凝器）；塔釜加熱蒸汽0.8t/h（或用穩(wěn)定塔釜汽油加熱，空冷裝置之前）；輕烴泵電功率約10kW。新建設(shè)備公用工程消耗價(jià)值小于300萬元/年。改進(jìn)流程簡圖見圖2.10所示。

表2.5吸收穩(wěn)定系統(tǒng)物料平衡表（模擬/改造流程2加01%）ComponentDryG345910122728Hydr0gen8.096.167.630.060.061.370.000.000.00Nitr0gen10.107.809.550.140.153.540.000.000.00Methane54.4244.9451.912.432.5248.000.578.950.00Ethane14.5017.8814.524.634.9020.314.2461.252.93Ethene3.403.463.340.620.653.930.517.920.02Pr0pane2.396.092.754.095.267.055.180.3642.49Pr0pylene1.624.031.812.483.034.642.960.4625.58i-Butane0.130.320.220.420.620.380.630.003.23n-Butane0.310.880.661.532.371.052.430.0010.091-Butene0.240.680.420.881.560.811.590.007.42i-Pentane0.0270.430.442.022.610.532.700.003.77Carb0nm0n0xide0.4970.360.470.010.010.190.000.000.00Carb0ndi0xide0.4360.390.430.050.060.440.040.600.00SulfuretedHydr0gen3.0264.513.131.621.715.111.5620.442.23Water0.7670.690.750.090.090.770.060.020.00T℃42.5042.7048.1245.754545.13117.55-5.770.84PkPa112013501230133016001350145023502400nFi0ita km0l/hlu276.5368.7294604.8635.126.05609.1139.0059.99mSFkg/h5727.9169.6718.5565056929691.156238.31156.842844FNm?/h15.4122.6017.0877.1879.751.6778.0542.815.30圖2.10吸收穩(wěn)定系統(tǒng)——穩(wěn)定塔不凝氣單獨(dú)處理環(huán)境影響在當(dāng)今社會(huì)對(duì)環(huán)境的重視力度越來越大，人們保護(hù)環(huán)境的意識(shí)正在一點(diǎn)一點(diǎn)的加強(qiáng)，保護(hù)環(huán)境已經(jīng)成為工業(yè)生產(chǎn)必須重視的一項(xiàng)問題。減少焦化富氣中對(duì)環(huán)境有害的氣體已經(jīng)成為保護(hù)環(huán)境的一種重要手段。原裝置由于在石油加工過程中產(chǎn)生的碳二組分（C2）、液化氣組分（LPG）等有用組分，沒有很好的加以回收會(huì)對(duì)經(jīng)濟(jì)效益和環(huán)境產(chǎn)生很大的影響。在通過對(duì)原裝置的改造過程中，明顯的解決了焦化富氣不干等問題。吸收了大量對(duì)環(huán)境有害的氣體，從而把對(duì)環(huán)境的傷害降到最低，達(dá)到保護(hù)環(huán)境。第3章流程的優(yōu)化優(yōu)化干氣組分參數(shù)調(diào)節(jié)對(duì)系統(tǒng)的影響在這一階段，針對(duì)干氣中的C2、LPG量的變化進(jìn)行調(diào)節(jié)。目的是為了使干氣中C2的量增加，LPG的損失量減少。為此本部分對(duì)吸收塔的進(jìn)料溫度、平衡罐的進(jìn)料溫度、粗汽油的進(jìn)料溫度、粗汽油的進(jìn)料量和解吸塔塔底溫度進(jìn)行調(diào)節(jié)。（一）吸收塔的進(jìn)料溫度調(diào)節(jié)考慮到低溫有利于吸收，所以對(duì)吸收塔溫度進(jìn)行調(diào)節(jié)。原圖3.1如下

圖3.1吸收塔的溫度調(diào)節(jié)改造后的圖3.2圖3.2改造后吸收塔的溫度調(diào)節(jié)吸收塔的原來以44.73℃、1350kpa進(jìn)料，摩爾流量是497.5kgmole/h，進(jìn)料組成如下3.1表所示。表3.1吸收塔的進(jìn)料組成CompositionMoleFractionsHydrogen0.0448Nitrogen0.0566Methane0.3297Ethane0.1853Ethylene0.0311Propane0.1474Propene0.0920i-Butane0.0047n-Butane0.0115

1-Butene0.0097i-Pentane0.0044CO0.0026CO20.0032H2S0.0558H2O0.0075本節(jié)調(diào)節(jié)針對(duì)吸收塔的進(jìn)料溫度，為了降低吸收塔的進(jìn)料溫度，在進(jìn)料管線上新增了一個(gè)換熱器用來控制吸收塔的進(jìn)料溫度。不同的進(jìn)料溫度對(duì)干氣組分有影響，C2收率、LPG損失率(%)等變化結(jié)果結(jié)果如表3.1所示。表3.2 不同溫度干氣中組分變化C2收率(％)LPG損失率(％)C2MoleFractions(mol%)LPGMoleFraction(mol%)34℃0.6672858330.1494238430.1897760.04883935℃0.6672077770.1494430.1897570.04884636℃0.6672946750.1494802330.1897720.04885742.7℃0.6673908980.149760.1897660.04894145℃0.6674115790.1498056010.1897670.048955表3.3 吸收塔不同進(jìn)料溫度吸收塔溫度的變化吸收塔進(jìn)料溫度(℃)42.74℃34℃35℃Gasoline45.1646932445.1646932445.16469324CrudeGasoline404040R-142.1227825342.1227794242.12277924R-1d41.1216306741.1216176741.12161792R-2a45.0737474345.0431081145.04617712R-2d41.1216306741.1216176741.12161791448.2678862148.2603400448.26373682545.9544168044.0187710044.24414408通過表3.2可以看出，吸收塔的進(jìn)料溫度分別從45℃降低到34℃，C2的收率變化不大，原42.74℃時(shí)，C2的收率為0.667390898,其他的C2收率為0.667285833、0.667207777等等。對(duì)于LPG的損失率，溫度從45℃降到34℃,損失率從0.14976降低到0.149423843,變化的也不是很大。在只改變吸收塔進(jìn)料溫度，對(duì)干氣、粗汽油等的溫度影響不大，其主要原因是單一調(diào)節(jié)吸收塔的進(jìn)料溫度并沒有顯著的降低吸收塔的溫度。吸收塔的溫度有吸收塔的所有進(jìn)料溫度共同決定。表3.3列出了吸收各部分的溫度變化，從表中可以清晰的看出在改變吸收塔的進(jìn)料溫度的同時(shí)，其他各部分的溫度變化很小，從而對(duì)吸收塔總體溫度的影響不大，沒有根本達(dá)到調(diào)節(jié)的目的。干氣中的各個(gè)組分的變化很小，效果不明顯。所以，總體來說調(diào)節(jié)吸收塔的進(jìn)料溫度，產(chǎn)品的產(chǎn)量影響很小。（二）平衡罐的進(jìn)料平衡罐的進(jìn)料如下溫度調(diào)節(jié)（二）平衡罐的進(jìn)料平衡罐的進(jìn)料如下溫度調(diào)節(jié)3.3圖。圖3.3平衡罐進(jìn)料圖平衡罐沒改變進(jìn)料溫度前的進(jìn)料是以40℃、1450kpa進(jìn)料的，摩爾流量為401.4kgmole/h，進(jìn)料組成如下表3.4。表3.4平衡罐的進(jìn)料組成CompositionMoleFractionsHydrogen0.0450Nitrogen0.0561Methane0.3105Ethane0.1281Ethylene0.0244Propane0.0588Propene0.0359i-Butane0.0050n-Butane0.01751-Butene0.0138i-Pentane0.0117

CO0.0025CO20.0027H2S0.0330H2O0.2549平衡罐的進(jìn)料溫度對(duì)干氣組分有影響，選擇了不同的進(jìn)料溫度進(jìn)行調(diào)節(jié)（如表3.5）。表3.5不同溫度干氣中組分變化C2收率(％)LPG損失率（%）C2MoleFractions(mol%)LPGMoleFraction(mol%)34℃0.6669796510.1488686270.2691090.10557335℃0.6669962610.1490068680.2690630.10565136℃0.6670944050.1491479510.2690410.10572643℃0.6676194090.1501480840.2688260.10626745℃0.6677495590.1504592030.2687530.106437原40℃0.6673908980.149759740.2689090.106061表3.6平衡罐不同進(jìn)料溫度吸收塔溫度的變化平衡罐進(jìn)料溫度（℃）403543Gasoline45.1646932445.1646932445.16469324CrudeGasoline404040R-143.9497718243.9369984143.95539532R-1d42.1227825342.1232799242.12278413R-2a45.0737474445.022874845.1004032R-2d41.1216306741.1216054541.12164742448.2678862148.2570687648.27230177545.9544168045.7230803146.09484670通過表3.5可以看出平衡罐的進(jìn)料溫度從45℃降低到34℃,C2的收率變化不大原40℃時(shí)，C2的收率為0.667390898,其他C2的吸收率從0.667749559降到0.666979651。對(duì)于LPG的損失率則從0.150459203降低到0.148868627,變化較大。分析：在只改變吸收塔進(jìn)料溫度，對(duì)干氣、粗汽油等的溫度影響不大，其主要原因是單一調(diào)節(jié)吸收塔的進(jìn)料溫度并沒有顯著的降低吸收塔的溫度。吸收塔的溫度有吸收塔的所有進(jìn)料溫度共同決定。從表3.5可以看出，在調(diào)節(jié)平衡罐進(jìn)料溫度的同時(shí)，吸收塔的總體溫度變化不大，干氣中的各個(gè)組分量變化也不大，同樣也沒有達(dá)到預(yù)期效果。所以，單單對(duì)平衡罐的進(jìn)料溫度調(diào)節(jié)，總體來說是對(duì)結(jié)果影響很小。（三）粗汽油的進(jìn)料溫度調(diào)節(jié)粗汽油的進(jìn)料如下3.4圖。圖3.4粗汽油的進(jìn)料圖粗汽油的沒改變進(jìn)料溫度前的進(jìn)料是以40℃、1600kpa，摩爾流量是401.4kgmole/h,進(jìn)料組成如下3.7表。表3.7粗汽油的進(jìn)料組成CompositionMoleFractionsHydrogen0.0002Nitrogen0.0005Methane0.0041Ethane0.0119Ethylene0.0020Propane0.0222Propene0.0121i-Butane0.0038n-Butane0.01451-Butene0.0069i-Pentane0.0216CO0.0003CO20.0004H2S0.0057H2O0.0005粗汽油的進(jìn)料溫度對(duì)干氣組分有影響，選擇了不的進(jìn)料溫度進(jìn)行調(diào)節(jié)。（如表3.8）。

表3.8不同溫度下的干氣組分C2收率(％)LPG損失率（％）C2MoleFractions(mol%)LPGMoleFraction(mol%)32℃0.6710113840.1357475570.2728570.09702234℃0.6700583010.1391295920.2718720.09922235℃0.6695965470.1408604970.2713780.10034342℃0.6665416310.1533559560.2679370.10835345℃0.6653271380.1588145820.2664990.11181140℃0.6673908980.149759740.2689090.106061表3.9 粗汽油不同進(jìn)料溫度吸收塔溫度的變化解吸塔塔底溫度（℃）403542Gasoline45.1646932445.1646932445.16469324CrudeGasoline4034.9999999942R-143.9497718241.1896016845.06174941R-1d42.1227825342.1368983642.12269658R-2a45.0737474443.4045112645.74470266R-2d41.1216306741.1318158341.12150061448.2678862147.7666459148.4797235