某石化厂气体分馏装置工艺的模拟优化.docx

1、某石化厂气体分馏装置工艺的模拟优化化工过程模拟与优化设计报告某石化厂气体分馏装置工艺的模拟优化指导老师：钱宇 教授学生：吕向红 王政2001.12.22某石化厂气体分馏装置工艺的模拟优化 摘要针对某石化厂气体分馏装置工艺流程进行了模拟计算，分析并提出了降低各塔热负荷的优化方案，进行了优化计算，并与优化前进行了比较，结果表明，优化方案可行并有效，减少了热负荷，提高了经济效益。关键词气体分馏丙烯优化方案热负荷 提高效益一.前言 近20多年来， 受两次能源危机的影响和经济全球化的制约， 我国炼油企业的节能工作逐渐向广度和深度发展， 取得了很大的成绩， 主要工艺装置的能耗大大降低， 如常减压蒸馏、焦化

2、等， 国内先进装置的能耗基本接近世界先进水平， 但从炼油厂的整体来看， 加工单位原油的能耗还比国外高出不少， 具体表现在全厂的蒸汽动力系统、原料和产品储运系统及其它系统(包括厂区采暖、空调等等)能耗高， 主要原因是全厂各工艺装置间及装置与这些系统间缺乏热联合， 缺乏对大系统能源的总体优化利用的考虑。 丙烯是重要的化工原料，近年来随着聚丙烯工业的发展和车用液化气的不断推广应用，市场对高纯度丙烯、丙烷的需求日趋扩大。优化操作并合理回收丙烯，得到高纯度丙烯可带来可观的经济效益。 充分利用已有设施，通过方案优化，在不改变主产品丙烯纯度的条件下，减少各塔热负荷用量，从而减少共用工程用量，提高生产过程的经

3、济效益，具有较大的意义。 本模拟优化设计是应用Aspen Plus化工模拟软件针对广州某石化厂实际气体分馏的工艺装置而进行的模拟优化工作。二流程描述 本流程是某石化厂气体分馏装置工艺流程，1985年设计投入使用，原料是来自催化裂化装置的液化气（气体组成如表2.1所示 ），液化气由蒸气加热器1预热到87，由泵打入脱丙烷塔2，操作压力20KG/cm2，温度48，塔顶产物为乙烷、丙烷和丙烯的混合物（组成见表2.2），塔底产物碳四、碳五组分，组成见表2.3 。2塔顶馏出物进入脱乙烷塔3，在压力为30Kg/cm2、温度59下操作，塔顶主产物为乙烷，组成见表2.4，塔底产物主要为丙烷和丙烯，组成见表2.5

4、。3的塔顶产物放空，3的塔底产物进入丙稀塔4，操作压力15Kg/cm2，温度30。塔B4的塔顶产物是精丙烯，组成见表2.6，纯度为99.6，塔底主产物为丙烷，组成见表2.7。脱丙烷塔的塔底产物泵入脱戊烷塔，操作压力7Kg/cm2，操作温度为56，塔顶产品组成见表2.8，塔底主产品为戊烷组成见表2.9。具体流程见图2.1。 图2.1 某石化厂气体分馏装置工艺流程简图B1 加热器 B2 脱丙烷塔B3 脱乙烷塔 B4 丙烯塔B5 脱戊烷塔 B6 泵B7 泵 B8 泵B9 加热器 B10 加热器表2.1原料气组成组成kmolhMol%C202.910.86C3=113.1833.49C3034.021

5、0.07iC4064.7419.16C4=-120.506.06iC4=30.759.10TC4=-229.868.84nC4015.494.58C-C4=21.836.46nC504.681.38合计337.96100工艺参数(c)4010.3av50.68G17128表2.2脱丙烷塔塔顶馏分组成组成kmolhMol%C202.911.94C3=113.0875.27C3033.8422.52iC400.350.23C4=-10.020.01iC4=0.040.03合计150.24100工艺参数(c)48.920av42.35G6363e0表2.3脱丙烷塔塔底馏分组成组成kmolhMol%C

6、3=0.100.05C300.180.10iC4064.3934.30C4=-120.4810.91iC4=30.7116.36TC4=-229.8615.91nC4015.498.25C-C4=21.8311.63nC504.682.49合计187.72100工艺参数(c)106.720.5av57.35G10765表2.4脱乙烷塔塔顶馏分组成组成kmolhMol%C202.9031.39C3=5.6360.93C300.717.68合计9.24100工艺参数(c)59.130av38.46G356e100表2.5脱乙烷塔塔底馏分组成组成kmolhMol%C200.010.01C3=107.

7、4676.21C3033.1323.49iC400.350.25C4=-10.020.01iC4=0.040.03合计100工艺参数(c)70.130.4av42.6G6007e0表2.6丙烯塔塔顶馏分组成组成kmolhMol%C200.010.01C3=106.6999.51C300.710.48合计107.21100工艺参数(c)34.315av42.09G4512表2.7丙烯塔塔底馏分组成组成kmolhMol%C3=0.772.28C3032.6296.50iC400.351.04C4=-10.020.06iC4=0.040.12合计33.80100工艺参数(c)46.516.2av44

8、.22G1495表2.8脱戊烷塔塔顶馏分组成组成kmolhMol%C3=0.100.06C300.180.10iC4064.3535.63C4=-121.3611.28iC4=30.5716.94TC4=-229.0116.08nC4015.038.33C-C4=20.8911.57nC500.020.01合计180.45100工艺参数(c)56.27av56.98G10282 表2.9脱戊烷塔塔底馏分组成组成kmolhMol%iC400.101.38C4=-10.121.65iC4=0.152.06TC4=-20.8511.69nC400.466.33C-C4=0.9412.93nC504.

9、6563.96合计7.27100工艺参数(c)87.77.3av66.53G483三工艺流程模拟3.1.用Aspen Plus软件模拟工艺流程 利用Aspen Plus所建立的模拟流程如下图（图3.1）。图3.1 某石化厂气体分馏装置的模拟流程 B1 蒸汽加热器 B2 脱丙烷塔B3 脱乙烷塔 B4 丙稀塔B5 脱戊烷塔 B6 B7 换热器3.2模拟结果 对以上流程进行了模拟计算，并与设计数据进行了比较，结果表明模拟数据与设计值非常接近（结果见表3.13.8），较好地反映了本流程，因此可以以此进行后续优化计算。表3.1脱丙烷塔塔顶馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C20

10、2.912.9061.941.9C3=113.08113.1475.2775.3C3033.8433.9622.5222.6iC400.350.170.230.01C4=-10.020.020.010iC4=0.040.0430.030合计150.24100100工艺参数设计模拟(c)48.947.72020.3av42.35G63636359.7表3.2脱丙烷塔塔底馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C3=0.100.0390.050C300.180.070.100iC4064.3964.5834.3034.4C4=-120.4820.4610.9110.9iC4=3

11、0.7130.7116.3616.4TC4=-229.8629.8715.9115.9nC4015.4915.488.258.20C-C4=21.8321.8311.6311.6nC504.684.662.492.5合计187.72100100工艺参数设计模拟(c)106.711220.520.5av57.35G1076511073表3.3脱乙烷塔塔顶馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C202.902.90131.3931.3C3=5.635.40860.9358.4C300.710.9517.6810.3合计9.24100100工艺参数设计模拟(c)58.153.7

12、3030.0av38.46G356356.72 表3.4脱乙烷塔塔底馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C200.010.0050.010C3=107.46107.7476.2176.4C3033.1333.0123.4923.4iC400.350.170.250.1C4=-10.020.020.010iC4=0.040.040.030合计100100工艺参数设计模拟(c)70.17030.430av42.6G60076003.12 表3.5丙烯塔塔顶馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C200.010.010.010C3=106.69106.7

13、699.5199.6C300.710.430.480.4合计107.21100100工艺参数设计模拟(c)34.3351514.5av42.09G45124507.9 表3.6丙烯塔塔底馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟C3=0.770.972.282.9C3032.6232.5896.5096.5iC400.350.171.040.6C4=-10.020.020.060iC4=0.040.040.120合计33.80100100工艺参数设计模拟(c)46.546.216.216.2av44.22G14951491 表3.7脱戊烷塔塔顶馏分模拟与设计结果比较组成kmo

14、lhMol%设计模拟设计模拟C3=0.100.0390.060C300.180.0700.100iC4064.3564.5835.6335.8C4=-121.3620.4611.2811.3iC4=30.5730.7116.9417.0TC4=-229.0129.8716.0816.6nC4015.0315.488.338.6C-C4=20.8915.5011.578.6nC500.023.740.012.1合计180.45100100工艺参数设计模拟(c)56.25977av56.98G1028210562 表3.8脱戊烷塔塔底馏分模拟与设计结果比较组成kmolhMol%设计模拟设计模拟iC

15、400.1001.380C4=-10.1201.650iC4=0.1502.060TC4=-20.85011.690nC400.4606.330C-C4=0.946.3412.9387.3nC504.650.9263.9612.7合计7.27100100工艺参数设计模拟(c)87.71107.37.07av66.53G483511四对工艺装置的优化4.1优化目标 在保证产品丙烯99。6%纯度的条件下，减少热负荷用量，降低成本，提高经济效益。4.2优化方案 影响精馏操作的因素很多，以下着重对改变塔的工作压力和回流比做了计算分析。 本文主要做了以下工作：在进料条件及温度、塔板数等确定的条件下， 并

16、在保证产品丙烯纯度不变的条件下，改变塔的操作压力和回流比，确定二者对精馏操作的影响，使工艺过程正常进行。 在操作中改变回流比的大小，以满足产品的质量要求，是经常遇到的问题。对于已确定的分离流程来说，当减少回流比时，其运转费 (主要表现在塔釜加热量和塔顶冷却量)将减小，但所需塔板数需增多，塔的设备投资费用增大。反之，当增加回流比，对从塔顶得到产品的精馏塔来说，可以提高产品质量(如丙烯塔)，但是增加了能量的消耗。 根据以上分析，提出以下优化方案：1 降低脱丙烷塔压力 降低脱丙烷塔压力。降低塔的操作压力，可以使轻重组分的相对挥发度增大，使之更容易分离。这样，在满足分离要求的前提下，可以减少回流比，也

17、就减少塔顶冷凝器、塔底再沸器的热负荷，减少其共用工程用量。压力由20降低到15KG/CM2，回流比由原设计值3.33以-0.1的步长变化调优。 最后得到最优回流比为2.3（见表4.1）。2 提高脱乙烷塔压力 因为脱乙烷塔塔顶产品放空，在放空的产物中含有丙烯，为了减少放空量，提高主产品产量，因此提高脱乙烷塔压力，使分离组分的相对挥发度减少，使放空的丙烯量减少。在保证主产品丙烯纯度不变的条件下，塔的压力由原来的30KG/CM2以0.5的步长增大，最后得到最优压力为35 KG/CM2。（优化结果见表4.2）3降低丙烯塔压力 同样道理，降低丙烯塔压力，可以使轻重组分的相对挥发度增大，使之更容易分离。这

18、样在满足分离要求的条件下，可以减少回流比，也就减少塔顶冷凝器、塔底再沸器的热负荷，减少其共用工程用量。塔的压力由原来的15 KG/CM2以-0.2的步长变化，最后得到最优压力12 KG/CM2。（见表4.3）4.3优化结果1.脱丙烷塔的优化结果： 在保证主产品丙烯纯度为99.6%不变的情况下，以一定步长变化脱丙烷塔的塔顶压力，随之调节相对应的回流比，经比较后得到较优的塔顶压力和相对应的回流比。表4.1脱丙烷塔优化前后结果比较项目优化前优化后压力kg/cm2回流比压力kg/cm2回流比203.33152.3塔顶热负荷(104kcal/h)186.3159.2塔底热负荷(104kcal/h)200

19、.6152.2塔顶馏分产量及组成产量kg/h63596363主组成mol%C3=：75.3C30：22.6C3=：75.3C30：22.5塔底馏分产量及组成产量kg/h1107311069主组成mol%iC40：34.4iC40：34.32.脱乙烷塔的优化结果： 在保证主产品丙烯纯度为99.6%不变的情况下，以一定步长增大脱丙烷塔的塔顶压力，随之调节相对应的回流比，使脱丙烷塔塔顶产品中丙烯的放空量减少，经比较后得到较优的塔顶压力和相对应的回流比。表4.2脱乙烷塔优化前后结果比较项目优化前优化后压力kg/cm2回流比压力kg/cm2回流比3027.93538塔顶热负荷(104kcal/h)59.

20、9669.53塔底热负荷(104kcal/h)73.3793.94塔顶馏分产量及组成产量kg/h356.7356.8主组成mol%C20：31.3C3=：58.4C20：31.3C3=：58.2塔底馏分产量及组成产量kg/h60036006主组成mol%C3=：76.4C30：23.4C3=：58.4C30：23.33.丙烯塔的优化结果： 在保证主产品丙烯纯度为99.6%不变的情况下，以一定步长减少脱丙烷塔的塔顶压力，随之调节相对应的回流比，经比较后得到较优的塔顶压力和相对应的回流比。表4.3丙烯塔优化前后结果比较项目优化前优化后压力kg/cm2回流比压力kg/cm2回流比15221219塔顶

21、热负荷(104kcal/h)817.7723.1塔底热负荷(104kcal/h)801.6698.1塔顶馏分产量及组成产量kg/h45124512主组成mol%C3=：99.6C30：0.4C3=：99.6C30：0.4塔底馏分产量及组成产量kg/h14911494主组成mol%C30：96.4C30：95.74.脱戊烷塔的优化结果：表4.4脱戊烷塔优化前后结果比较项目优化前优化后压力kg/cm2回流比压力kg/cm2回流比70.7970.79塔顶热负荷(104kcal/h)150150塔底热负荷(104kcal/h)110124塔顶馏分产量及组成产量kg/h1056110558主组成mol%

22、iC40：35.8iC40：35.7塔底馏分产量及组成产量kg/h511511主组成mol%C-C4=：87.3C-C4=：87.45.优化前后各塔热负荷的变化计算由表4-1至表4-4的数据可以计算如下：总热负荷计算表（kcal/h）塔优化前优化后B2塔顶186.3159.2塔釜200.6152.2B3塔顶59.9669.53塔釜73.3793.94B4塔顶817.7723.1塔釜801.6698.1B5塔顶150150塔釜100124总和差值219.46 从计算结果可以看出，优化后比优化前总的热负荷减少了219.46Kcal/h，热负荷减少了9.2%，效果明显。 五结论 从以上数据表可以得出

23、以下结论：1 优化过程可以看出，本套工艺装置有较大的优化空间。2 减少脱丙烷塔的压力，使本塔热负荷降低了19.4%。3 增加脱乙烷塔塔的压力，本塔塔顶产品中丙烯放空量减少了2%。4 减少丙烯塔的压力，使本塔热负荷降低了12.2%。5 优化后各塔热负荷的总和明显小于优化前热负荷的总和，总热负荷降低了9.2%，减少了共用工程用量，提高了经济效益。六参考文献1.Aspen Plus guide, Aspen Tech.2.楮雅志.气体分馏装置若干问题的探讨,炼制设计,1998,(2):183.张伟,袁保同.气体分馏装置的技术改造设计,炼油设计,1999,(2):314.罗衣霞,华贲.气体分馏装置的扩产和能量综合优化,石油炼制与化 工,1997,(12):425.邹徳东,曲晓廉.提高气体分馏装置经济效益的分析,齐鲁石油化 工,2000,(2):121