應用流程模擬技術(shù)優(yōu)化生產(chǎn)裝置操作-石化盈科

石化盈科王建平應用流程模擬技術(shù)優(yōu)化生產(chǎn)裝置操作——實現(xiàn)裝置精細化管理2012年4月2目錄123流程模擬如何指導裝置優(yōu)化幾種類型生產(chǎn)裝置的優(yōu)化優(yōu)化工作小結(jié)催化裂化氣體分餾污水汽提溶劑再生33第一部分流程模擬如何指導裝置優(yōu)化流程模擬可以理解為對工藝流程進行“模仿”與“擬合”，是應用軟件作為工具，去模仿一個過程（反應、精餾、吸收、萃取、換熱、結(jié)晶等），根據(jù)用戶所給過程的條件（溫度、壓力、流量、設備尺寸），對相應過程進行物料平衡、能量平衡、相平衡及化學平衡的計算，探索能夠提高產(chǎn)品產(chǎn)率、降低能耗物耗、改進產(chǎn)品結(jié)構(gòu)的裝置工藝條件，發(fā)現(xiàn)工藝改進的瓶頸，從而預測生產(chǎn)過程中可能發(fā)生的現(xiàn)象，指導科研、設計、生產(chǎn)部門的工作。一.流程模擬技術(shù)簡介55

提高收率和產(chǎn)品質(zhì)量減少裝置能耗和物耗延長裝置運行周期安全和環(huán)保裝置優(yōu)化6流程模擬輔助解決五大生產(chǎn)問題如何判斷煉化生產(chǎn)裝置是否處于優(yōu)化的狀態(tài)下運行如何為裝置擴能改造、技改技措提供技術(shù)支撐如何使生產(chǎn)裝置在現(xiàn)有設備基礎上發(fā)揮出最大的潛能如何降低裝置能耗，提升裝置經(jīng)濟效益如何在生產(chǎn)裝置操作出現(xiàn)異常時快速找到關鍵因素以節(jié)能為目標：常壓塔1。能否少打冷回流甚至不打？2。終段取熱自上而下溫位升高，能否提高下部取熱比例？3。加熱爐入口溫度——換熱終溫，能否通過優(yōu)化換熱流程來提高換熱終溫？4。加熱爐，能否提高加熱爐效率？5。加熱爐出口溫度，能否尋找到一個最合適的加熱爐出口溫度？6。塔底汽提蒸汽7。側(cè)線產(chǎn)品汽提蒸汽實例：如何實現(xiàn)常壓塔的節(jié)能？(1)優(yōu)化塔再沸量和回流比；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施(2)降低傭損—減少傳熱溫差，能量多次梯級利用；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施(3)在產(chǎn)品合格的前提下，尋找卡邊操作條件，降低裝置能耗，提升裝置效益；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施氣分裝置脫丙烷塔

壓力MPa回流比頂溫℃底溫℃11.202.17130.75485.48321.252.18032.30987.25831.302.19233.82288.98841.352.20735.29690.67551.402.22436.73492.32161.452.24338.13893.93071.502.26439.50995.50381.552.28840.84997.04291.602.31542.16198.549101.652.34543.445100.024111.702.37844.702101.471121.752.41545.935102.890131.802.45547.143104.282141.852.49948.329105.648151.902.54749.493106.991(4)尋找塔的降壓空間，降低裝置能耗對于高壓裝置，在滿足產(chǎn)品指標的前提下，盡量采取低溫低壓方案，以降低能耗。關鍵制約因素是塔頂冷卻器負荷。二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施優(yōu)化后，蒸汽用量由平均8.4t/h降低到4.6t/h，裝置綜合能耗由50.46kgeo/t降低到46.12kgeo/t，裝置能耗降低了8.6%。低壓蒸汽按140元/噸計，可實現(xiàn)節(jié)能效益457萬元/年，效果明顯。荊門分公司氣分裝置（5）對于塔板數(shù)較多的塔，尋找最優(yōu)進料位置，使裝置能耗最??；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施圖：冷熱進料比對氨濃度的影響降低冷熱進料比，可以使氨高濃度區(qū)略有下移，有利于提高側(cè)線抽出口處氨濃度（氨從第27層塔板抽出）；氨的側(cè)線抽出是否處于最佳位置？（6）尋找最優(yōu)側(cè)線抽出位置；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施石腦油量t/hr石腦油干點℃分餾塔熱負荷WATT回流比精柴初餾點℃精柴閃點℃12159.0-35520320.99186.974.912.57166.0-35828520.90188.576.113.14170.0-36171250.82190.077.113.71176.2-36558130.74191.278.014.29181.8-36975560.67192.378.814.86187.0-37426100.61193.179.415189.30-37542800.60193.279.515.43193.9-37900780.55193.779.916197.9-38401420.50194.280.2（7）提高裝置高價值產(chǎn)品收率，提升裝置經(jīng)濟效益二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施（8）優(yōu)化塔的取熱分布和換熱流程，提高熱能利用，降低裝置能耗二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施塔板位置液泛因子（處理量變化）30t/h31t/h32t/hn0.6710.7562.794n＋10.6720.7562.797n+20.6720.7572.799n+30.6730.7572.801n+40.6730.7572.802n+50.6730.7582.804n+60.6730.7582.806n+400.6760.7612.826n+410.6780.7642.859n+420.6780.7642.863n+430.6800.7662.888n+440.6800.7672.893（9）對塔進行水力學核算，確定裝置提高加工能力的“瓶頸”所在，為裝置改造提供依據(jù)；二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施(10)模擬計算塔的汽－液負荷分布二、工藝裝置用能優(yōu)化——措施19中國石油化工股份有限公司19能耗是煉化企業(yè)的主要成本，節(jié)能降耗是煉化生產(chǎn)企業(yè)提高經(jīng)濟效益的重要途徑之一。2009－2011三年有57裝置通過流程模擬應用實現(xiàn)生產(chǎn)裝置的節(jié)能，節(jié)約了瓦斯、燃料油、電和蒸汽，共實現(xiàn)節(jié)能效益13552萬元/年。三、工藝裝置優(yōu)化案例——實現(xiàn)節(jié)能降耗20中國石油化工股份有限公司20三、工藝裝置優(yōu)化案例——實現(xiàn)節(jié)能降耗21中國石油化工股份有限公司21

1.0MPa蒸汽3.5MPa蒸汽瓦斯燃料油電合計能量單位萬噸/年萬噸/年萬噸/年萬噸/年萬度/年

節(jié)約量44.624.23.410.5873361

折算成4.8440.5284.6280.8390.13410.972009－2011三年節(jié)約能量統(tǒng)計折標煤系數(shù)：

1噸3.5MPa（4.5>P≥3）蒸汽≈0.12572噸標煤

1噸1.0MPa（1.2>P≥0.8）蒸汽≈0.10857噸標煤

1噸瓦斯≈1.3572噸標煤

1噸重油≈1.4286噸標煤

1萬千瓦時電≈3.714噸標煤三、工藝裝置優(yōu)化案例——實現(xiàn)節(jié)能降耗22中國石油化工股份有限公司22提高裝置的目的產(chǎn)品收率和降低主要產(chǎn)品流失是增加裝置利潤的重要手段之一。2009－2011三年共有55套裝置通過優(yōu)化，實現(xiàn)裝置挖潛增效22241萬元/年；三、工藝裝置優(yōu)化案例——提升裝置經(jīng)濟效益23中國石油化工股份有限公司23三、工藝裝置優(yōu)化案例——提升裝置經(jīng)濟效益24中國石油化工股份有限公司24三、工藝裝置優(yōu)化案例——提升裝置經(jīng)濟效益25中國石油化工股份有限公司25運用流程模擬技術(shù)，一方面可以判斷所模擬的塔器設備是否在優(yōu)化狀態(tài)下運行，另一方面，當生產(chǎn)工藝出現(xiàn)波動或異常后，對裝置問題診斷起到了很好地輔助作用，并為裝置的技改技措提供支撐；三、工藝裝置優(yōu)化案例——為裝置技改技措提供支撐2626第二部分幾種類型生產(chǎn)裝置優(yōu)化催化裂化裝置一27催化裂化反應參數(shù)優(yōu)化：提升管出口溫度反應器出口壓力平衡催化劑活性進料量的變化ZSM-5分子篩催化劑的加入量進料位置原料預熱溫度28催化裂化裝置優(yōu)化提升管出口溫度

裝置產(chǎn)品產(chǎn)值隨提升管出口溫度的上升出現(xiàn)一個峰值，在該模擬狀態(tài)下，反應溫度在508－510℃時，產(chǎn)品產(chǎn)值最高。提升管反應器出口溫度對產(chǎn)品分布的影響圖19反應溫度對硫化氫和干氣收率的影響圖20反應溫度對汽油和柴油收率的影響圖21反應溫度對焦炭及油漿收率的影響

30催化裂化裝置優(yōu)化反應器出口壓力隨著反應壓力升高，產(chǎn)品總產(chǎn)值上升，可見提高反應壓力可以提高裝置的經(jīng)濟效益。但在實際生產(chǎn)中，由于裝置加工能力的限制，分餾和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的限制以及氣壓機的限制，反應壓力一般限于小幅度范圍變化，不作為主要調(diào)節(jié)變量。目前提升管出口壓力為300Kpa，根據(jù)各種約束條件判斷，反應壓力可以提高10Kpa，產(chǎn)品產(chǎn)值可增加301.87萬元/年。31催化裂化裝置應用平衡催化劑活性隨著催化劑活性的升高，產(chǎn)品總產(chǎn)值上升，可見提高催化劑活性對提高裝置的經(jīng)濟效益效果明顯。在實際生產(chǎn)中，催化劑活性上升后生焦率增加（生焦率的限制一般不超過6.5%），需要增加主風量來燒焦，燒焦生成的熱量也需要取走，因此活性的提高受到主風量和取熱量的雙重限制。根據(jù)模型計算結(jié)果，將催化劑活性從操作點的66提高至68.5左右，生焦量控制在6.5％以內(nèi)，可提高產(chǎn)品總值1020.7萬元/年。32催化裂化裝置應用ZSM-5分子篩催化劑加入量

在其它操作條件不變的情況下，隨著ZSM-5添加量增加，產(chǎn)品總產(chǎn)值減少，主要是因為基準價格中丙烯僅比汽油高255元/噸，而液化氣比汽油低2323元/噸。33催化裂化裝置應用ZSM-5分子篩催化劑加入量ZSM-5加入量丙烯價格60276500700075008000850090009500100000.0033071836281-1274-2829-4384-5940-7495-90500.0127611535239-1057-2353-3649-4945-6241-75370.0222131232195-842-1878-2915-3952-4989-60260.031663927150-628-1405-2183-2961-3738-45160.041111621102-416-935-1453-1971-2490-30080.0555731252-207-466-725-984-1244-15030.060000000000.07-560-315-55204463722981124115000.08-1123-633-11440492214411959247729960.09-1690-955-178600137721552932371044870.10-2263-1282-24679018272863390049365973

如汽油和液化氣價格保持不變，丙烯價格只需超過7150元/噸，產(chǎn)品總產(chǎn)值就將和ZSM-5添加量呈同向變化。34催化裂化裝置優(yōu)化原料預熱溫度對產(chǎn)品分布的影響原料預熱溫度，℃160180200220240輕端收率27.17%27.23%27.31%27.38%27.44%汽油收率45.58%45.48%45.34%45.18%44.99%柴油收率16.23%16.51%16.82%17.14%17.48%焦炭收率7.38%7.12%6.84%6.58%6.33%35催化裂化裝置優(yōu)化進料位置對產(chǎn)品分布的影響進料位置，m25810輕端收率27.11%27.31%27.33%27.33%汽油收率46.84%46.25%45.72%45.33%柴油收率15.28%15.70%16.25%16.68%焦炭收率7.32%7.20%7.07%6.98%催化裂化/延遲焦化裝置主分餾塔模型催化裂化/延遲焦化裝置吸收－穩(wěn)定系統(tǒng)模型38優(yōu)化主分餾塔取熱，多產(chǎn)中低壓蒸汽降低汽/柴油重疊度，多產(chǎn)目標產(chǎn)品優(yōu)化吸收穩(wěn)定操作參數(shù)，降低裝置能耗降低干氣不干，減少丙烯損失，增產(chǎn)LPG降低催化/焦化不凝氣排放同步優(yōu)化催化－氣分，實現(xiàn)熱量有效利用降低吸收劑溫度；再吸收油改頂循；避免解析不足和解析過度穩(wěn)定塔頂壓力和回流；解析塔冷進料；補充吸收劑量控制解析塔底溫度和穩(wěn)定塔頂溫度優(yōu)化穩(wěn)定塔，LPG質(zhì)量卡邊操作,提高效益問題一、如何降低催化/焦化干氣不干？

問題一、如何降低干氣不干？

影響因素：吸收劑量、補充吸收劑量、吸收劑溫度、吸收劑質(zhì)量、吸收塔壓力、解析塔底溫度、改變吸收劑等避免解析過度和解析不足補充吸收劑量補充吸收劑量增加，干氣中C3+組分含量隨之減小。但是補充吸收劑量的增加會導致吸收穩(wěn)定裝置能耗升高，不利于裝置的節(jié)能降耗。因此，需結(jié)合裝置實際操作條件和干氣質(zhì)量控制尋求最優(yōu)的補充吸收劑量。柴油再吸收劑量柴油再吸收劑量增加，干氣中C3+組分含量隨之減小，但降低不是很明顯。吸收塔壓力吸收塔操作壓力增大，干氣中C3+組分含量隨之降低。但吸收塔頂壓力受限于系統(tǒng)后路壓力（干氣去脫硫系統(tǒng)壓力調(diào)節(jié)）和富氣壓縮機出口壓力，操作壓力調(diào)節(jié)幅度不大。吸收劑質(zhì)量－汽油蒸汽壓或10%餾出溫度吸收劑蒸汽壓降低或10%餾出溫度升高，有利于降低干氣C3含量。解析塔底溫度解析塔底溫度升高，干氣C3含量增加，但有利于降低LPG中C2含量，減少不凝汽排放。吸收劑改用頂循補充吸收劑量/(t/h)干氣C3+，%C202底溫/℃C203底溫/℃柴油頂循油柴油頂循油柴油頂循油952.612.48147.8148.1198.0197.71002.342.22148.2148.5198.0197.71052.091.97148.6148.9198.1197.71101.841.73149.0149.4198.1197.81151.611.51149.5149.81198.1197.81201.401.31149.9150.3198.2197.91251.201.12150.4150.8198.3197.91301.030.95151.0151.3198.3198.01350.870.80151.5151.9198.4198.11400.730.67152.1152.4198.5198.1吸收劑溫度問題二、如何解決LPG質(zhì)量？

控制LPG中C2和C5含量達標

運用模擬技術(shù)解決液化氣質(zhì)量問題液化氣中C2含量≯0.5v％，液化氣中C5含量≯5v％，故使LPG的質(zhì)量達標也是技術(shù)人員所關注的問題。液化氣由穩(wěn)定塔塔頂采出，一般控制解析塔和穩(wěn)定操作來控制LPG的質(zhì)量。運用模擬技術(shù)解決液化氣質(zhì)量問題問題三、汽柴油產(chǎn)品質(zhì)量控制？

(1)汽油產(chǎn)品質(zhì)量控制汽油是催化裂化裝置的主要產(chǎn)品之一，一般通過頂循的抽出量、返回溫度和塔頂冷回流量來控制汽油的干點。(2)柴油產(chǎn)品質(zhì)量控制在實際裝置操作中，一般通過控制中段回流以及柴油抽出量來控制柴油的干點（柴油一般控制95％點）。通過流程模擬，可以很清晰地知道這些變量和柴油干點的一一對應關系(2)柴油產(chǎn)品質(zhì)量控制在固定一中循環(huán)返回溫度的情況下，一中循環(huán)抽出越多，即一中取熱量越大，柴油95％點餾出溫度越低。問題四、如何優(yōu)化主分餾塔取熱？

分餾塔自上而下，取出熱的溫位逐步提高，利用價值也越來越大。故在滿足產(chǎn)品質(zhì)量要求的情況下，可盡量多取高溫位熱量。通過對主分餾塔的流程模擬，我們可以優(yōu)化分餾塔的取熱分配，多取高溫位熱量并多產(chǎn)高壓蒸汽。57（1）湛江東興催化裂化序號項目單位參數(shù)備注調(diào)前調(diào)后1解吸塔熱進料溫度℃83832解吸塔冷進料溫度℃40403解吸塔冷進料量t/h2084解吸塔重沸器用汽量t/h4.33.65吸收塔凝縮油罐頂氣體量nm3/min1601506補充吸收劑量t/h15197干氣中碳三以上組分V%4.83.85調(diào)前是5月的平均值,調(diào)后是7月的平均值8干氣中丙烯含量V%2.481.78①調(diào)整解析塔冷熱進料比和補充吸收劑量,降低干氣不“干”，降低蒸汽消耗②提出改造建議－提高富吸收油返塔溫度，下一檢修周期中實施。

經(jīng)濟效益：節(jié)約蒸汽0.7t/h，年多回收丙烯約200t，節(jié)能增效237.6萬元/年58（2）滄州分公司催化裂化解決干氣不“干”問題，以增產(chǎn)LPG，提升裝置效益。調(diào)整前調(diào)整后解析塔熱進料溫度78℃70℃干氣碳三2.812.23碳三及以上3.903.39經(jīng)濟效益：干氣C3＋含量明顯降低，液化氣收率提高0.16噸/小時，增效685.44萬元/年。解析塔冷進料59（3）金陵分公司Ⅱ催化裂化①調(diào)整解吸塔底溫度，減少質(zhì)量過剩，降低蒸汽消耗將解吸塔底溫度由原來的128～129℃，降低至123～126℃，解吸塔底重沸器熱源蒸汽用量由12～13t/h降低至9～11t/h，減少蒸汽用量達2t/h，而干氣中C3以上含量由1.2～2.5%下降到0.9～1.7%，液化氣中C2含量仍維持在0～0.7%，沒有明顯上升；

②調(diào)整穩(wěn)定塔回流量，控制液化氣中C5含量依據(jù)模型計算結(jié)果，將穩(wěn)定塔頂溫度基本控制在56℃左右，回流量控制在45～48t/h。經(jīng)過調(diào)整，液化氣中C5含量下降到0～0.2%，效果比較明顯。

經(jīng)濟效益：節(jié)約蒸汽2t/h，節(jié)能效益210萬元/年，可降低裝置能耗1.27kgeo/t。解析過度60（4）鎮(zhèn)海煉化Ⅰ催化裂化運用模型優(yōu)化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，以降低干氣中丙烯含量。運用模型解決生產(chǎn)中的操作困難，如：在氣溫較低時，通過對穩(wěn)定塔的回流比的調(diào)整，將回流比從原來的1.55下降到1.48左右，減少了操作難度，也確保裝置的產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。在平衡穩(wěn)定塔質(zhì)量的前提下，通過調(diào)整補充吸收劑量達到降低干氣中的丙烯的目的，對比2009年和2010年1－9月份的數(shù)據(jù)，干氣中的丙烯含量同期下降了1.01％，實現(xiàn)增效786萬元/年。尋找裝置問題，解決操作“瓶頸”解決再吸收塔帶液嚴重的現(xiàn)象；查找到主分餾塔頂循返塔溫度異常升高的原因；優(yōu)化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)操作，降低能耗II催穩(wěn)定系統(tǒng)優(yōu)化，降低吸收油流量和穩(wěn)定塔頂回流比，能有效降低吸收塔底泵、凝縮油泵、解吸塔底泵以及解吸塔和穩(wěn)定塔的負荷，系統(tǒng)電耗下降約8%。II催穩(wěn)定系統(tǒng)主要能耗為電耗，機泵及空冷電機額定功率共488kWh。工業(yè)用電以每度0.55元計算，則節(jié)電產(chǎn)生經(jīng)濟效益：488×0.08×8400×0.55=18萬元/年。降低干氣C3含量，增收液化氣II催再吸收塔的操作穩(wěn)定后，可降低干氣中的C3以上組分，提高液化氣收率。分析數(shù)據(jù)表明，干氣中C3以上組分含量降低，使液化氣收率上升0.048%。裝置加工量按設計值1Mt/a，每多產(chǎn)一噸液化氣增加效益2500元計算，增收的液化氣可產(chǎn)生經(jīng)濟效益2500元/t×1Mt/a×0.048%=120萬元/年。兩項合計：18＋120＝138萬元/年（5）九江分公司2＃催化裂化診斷裝置問題根據(jù)對模型的分析認為：分餾塔頂部1#、2#、3#、4#塔板效率極低。在對這4層塔板進行水力學核算，發(fā)現(xiàn)存在嚴重漏液，2006年7月份裝置檢修時發(fā)現(xiàn)分餾塔頂部1#、5#塔板脫落，驗證了模型中該段塔板效率極低的情況，修復后裝置性能極大改善。大幅降低主分餾塔頂冷回流用量，降低氣壓機過熱蒸汽5t/h修復主分餾塔塔板后，調(diào)整操作，主分餾塔塔頂冷回流量由50t/h降到15t/h，頂循環(huán)流量由400t/h降到300t/h，降低塔頂冷凝冷卻器負荷，降低分餾塔塔頂?shù)綒鈮簷C入口的壓力降，在實際生產(chǎn)中，氣壓機入口壓力提高了5kPa，氣壓機少用3.5MPa過熱蒸汽5t/h，3.5MPa蒸汽按146元/噸，1.0MPa蒸汽按136元/噸計，節(jié)能效益為：5×8000×（146－136）×10－4＝40萬元/年優(yōu)化分餾塔取熱，多產(chǎn)中壓蒸汽根據(jù)模擬計算分餾塔各段取熱分布，不斷優(yōu)化調(diào)整分餾塔油漿上、下返塔循環(huán)量，增大油漿系統(tǒng)取熱量，降低分餾塔底溫度。優(yōu)化后，油漿系統(tǒng)取熱比例由54.54%提高到60.69％，分餾塔底溫度由353℃下降到345℃，有利于油漿系統(tǒng)長周期運行，提高了高溫位熱的利用率，多產(chǎn)3.5MPa的蒸汽2.6t/h，實現(xiàn)效益：2.6×8000×146×10－4＝303.68萬元/年兩項效益合計：40+303.68=343.68萬元/年（6）洛陽分公司2＃催化裂化63（8）青島煉化延遲焦化裝置流程模擬解決干氣質(zhì)量問題，以提升裝置經(jīng)濟效益。將現(xiàn)場操作參數(shù)更改為：補充吸收劑量110t/h（原140t/h）、溫度30℃，解析塔塔底≥148℃，穩(wěn)定塔塔底≥197℃的操作條件后，調(diào)整后，干氣C3+均在2.1%以內(nèi)，每天增加6.8噸的液化氣，每天可多增加1.7萬元的收益，年增收益600萬元。同時，提出下一步的改造建議：（1）將吸收劑貧柴油更換為頂循回流油，比用柴油作C204的吸收劑，效果要好。（2）降低補充吸收劑的溫度，為此考慮增加深冷器，將其最低冷卻至20℃。將補充吸收劑深冷后，干氣質(zhì)量將會有明顯提高。（3）通過將吸收塔一中、二中回流增加深冷器，將回流溫度深冷至20℃，吸收效果很明顯，干氣C3+含量能降至1%以內(nèi)；僅僅給吸收塔中段回流增加深冷器，補充吸收劑溫度控制30℃，就能很好的控制干氣C3+含量，而且補充吸收劑量也可以降低，進而降低裝置能耗。6464第二部分幾種類型生產(chǎn)裝置優(yōu)化氣體分餾裝置二氣分裝置的四塔流程脫丙烷塔脫乙烷塔丙烯精餾塔C4分離塔66根據(jù)冬夏空冷器負荷，實施兩套控壓方案尋找脫丙烷塔和丙烯塔最佳進料位置催化－氣分熱聯(lián)合，使兩者熱量匹配同步優(yōu)化催化－氣分，停開脫乙烷塔進行水力學核算，確定擴能改造“瓶頸”優(yōu)化各塔參數(shù)，丙烯質(zhì)量卡邊，降低能耗各塔回流和再沸，進料溫度和操作壓力摻煉焦化LPG，優(yōu)化參數(shù)，實現(xiàn)平穩(wěn)操作控制催化LPG中C2含量壓力MPa回流比頂溫℃底溫℃11.202.17130.885.521.302.19233.888.931.402.22436.792.341.502.26439.595.551.602.31542.298.561.702.37844.7101.571.802.45547.1104.381.902.54749.5107.0氣分裝置優(yōu)化點：優(yōu)化點一：為裝置降壓操作提供指導，根據(jù)裝置空冷器負荷在冬、夏兩季的不同，利用模擬確定兩套控壓方案，降低裝置能耗；氣分裝置丙烷塔降壓計算結(jié)果優(yōu)化后，年節(jié)約蒸汽42000噸，裝置綜合能耗由50.46kgeo/t降低到46.12kgeo/t，裝置能耗降低了8.6%。低壓蒸汽按150元/噸計，可實現(xiàn)節(jié)能效益460萬元/年。中國石化報優(yōu)化點二：通過模型尋找丙烯塔和脫丙烷塔的最佳進料位置，使裝置能耗最?。粴夥盅b置丙烯塔的能耗隨進料位置的變化優(yōu)化點三：在產(chǎn)品合格的前提下，優(yōu)化各塔回流和塔底再沸量，優(yōu)化進料溫度和各塔操作壓力，降低裝置能耗，減少丙烯流失；氣分裝置丙烯純度和丙烯產(chǎn)量隨塔再沸器負荷的變化優(yōu)化點四：分析原料組成對塔操作影響，進料組成變化后，及時調(diào)整操作，增加裝置收益和降低能耗。C3組成(wt％)回流比塔頂采出量(kg/hr)0.6298311040.5858881.27362213018.940.5424351.4107712105.930.4994621.5622711192.990.4569621.73353110280.10.4149261.9308679367.2520.3733482.1626068454.4280.332222.440967541.621隨著煉廠加工原料的不同，催化裂化裝置氣體的組成會有較大變化，特別是C3的組成，另還有摻加焦化LPG。原料變化后，為保證塔底和塔頂產(chǎn)品合格，需相應調(diào)整塔的操作。這將對于原料來源變化后方案的調(diào)整起到很好的指導作用。優(yōu)化點五：已實行催化頂循和氣分熱聯(lián)合的裝置，利用模擬調(diào)整兩套裝置的操作，使熱量匹配，實現(xiàn)熱量的有效利用；優(yōu)化點六：同步優(yōu)化催化裂化和氣分裝置，控制催化LPG中C2含量，盡可能停開氣分脫乙烷塔，降低操作成本；塔板位置液泛因子（處理量變化）30t/h31t/h32t/hn0.6710.7562.794n＋10.6720.7562.797n+20.6720.7572.799n+30.6730.7572.801n+40.6730.7572.802n+50.6730.7582.804n+60.6730.7582.806n+400.6760.7612.826n+410.6780.7642.859n+420.6780.7642.863n+430.6800.7662.888n+440.6800.7672.893優(yōu)化點七：對塔進行水力學核算，確定裝置提高加工能力的“瓶頸”所在，為裝置改造提供依據(jù)；氣分裝置丙烯塔液泛因子隨負荷的變化（1)鎮(zhèn)海煉化2＃氣分裝置2009年12月份以流程模擬為指導實施了三項優(yōu)化措施：①脫丙烷塔進料位置由28層調(diào)整到32層，以提高全塔分離效果；②脫丙烷塔塔壓由1.88Mpa降低到1.65Mpa，并相應調(diào)整塔頂、塔底溫度，降低回流比，減少塔底熱量消耗，達到節(jié)能目的。③T203C頂出料空冷在線清洗，扶正空冷上倒伏的翅片，增加冷卻效果，降低裝置能耗。Ⅱ套氣分裝置能耗降為45.57Kgeo/t，實現(xiàn)了公司月度能耗達標奮斗值，而2009年截止到11月累計能耗為49.471Kgeo/t，故以流程模擬模型為指導實施各項節(jié)能措施以來，裝置能耗降低了3.901Kgeo/t，能耗下降7.9%，可實現(xiàn)節(jié)能效益為257.5萬元/年。在進料量不變的前提下，優(yōu)化措施調(diào)整后，增產(chǎn)4噸/天，裝置丙烯產(chǎn)量有所上升。對比2009年11月中旬情況，丙烯拔出率增加約0.5%，年增產(chǎn)丙烯約1000噸。丙烯產(chǎn)品價格按8300元/噸，液化氣成本按4750元/噸，丙烯拔出率的增加帶來的經(jīng)濟效益為：347.2萬/年。兩項合計產(chǎn)生經(jīng)濟效益為604.7萬/年。76（2）高橋分公司Ⅰ氣分裝置②丙烯塔塔頂壓力由1.90MPa降到1.70Mpa①脫丙烷塔塔頂壓力由1.85MPa降到1.72Mpa項目降壓前降壓后脫丙烷塔頂壓力MPa1.851.72脫丙烷塔回流量t/h30.530.9脫丙烷塔頂溫℃47.645.9脫丙烷塔底溫℃103.8101.1丙烯塔頂壓力MPa1.901.67丙烯塔回流量t/h90.270丙烯塔頂溫℃47.842.5丙烯塔底溫℃57.852.0效益測算：裝置的累計能耗為52.35千克標油/噸，比2009年1～12月裝置累計能耗56.53千克標油/噸，下降了4.18千克標油/噸，能耗降低7.39%，節(jié)能效益為263.51萬元/年。77（3）湛江東興氣分裝置對脫丙烷塔進行降溫降壓操作日期塔頂壓力塔底溫度塔頂溫度回流量1.0MPa蒸汽用量MPa℃℃t/ht/h09.12.25（調(diào)整前）1.8210446.813.32.9209.12.2818:001.75199.845.112.32.6209.12.290:001.65499.642.812.32.6909.12.2913:001.5796.740.711.32.3109.12.2920:001.5194.1399.82.1409.12.309:001.596.539.39.12.2909.12.3020:001.46795.3408.92.2909.12.319:001.4699540.18.82.26效益測算：節(jié)約用汽0.6t/h，裝置能耗降低3.8kgeo/t，能耗降低9％左右，節(jié)能效益103.68萬元/年，78（4）青島石化Ⅰ、Ⅱ氣分裝置①脫丙烷塔、丙烯塔塔壓由1.85Mpa降低到1.75Mpa，相應調(diào)整塔頂、塔底溫度和回流比；②丙烯塔進料位置由139層調(diào)整到135層，以提高全塔分離效果。裝置綜合能耗，kgeo/t節(jié)能,kgeo/t節(jié)能百分比調(diào)整前調(diào)整后Ⅰ氣分裝置40.8838.692.195.4％Ⅱ氣分裝置40.4636.493.979.8%效益測算：節(jié)約1033.5噸標油/年，實現(xiàn)節(jié)能效益為413.4萬元/年③為裝置摻煉焦化LPG提供支撐7979第二部分幾種類型生產(chǎn)裝置優(yōu)化污水汽提裝置三處理的原料：上游各裝置排放的混合含硫、含氨污水，為硫化氫、氨和二氧化碳等多元水溶液；水中以NH4HS、（NH4）2S、（NH4）2CO3、NH4HCO3形式存在；水解后分別產(chǎn)生游離態(tài)硫化氫、氨和二氧化碳分子；氨鹽與氣相中的分子呈平衡；該體系是化學平衡、電離平衡和相平衡共存的復雜體系；冷進料,2.熱進料,3.酸性氣出料,4.管道,5.粗氨氣出料,6.凈化水出料,B1.硫化氫汽提塔,B2.氨汽提塔,D.分配器污水汽提雙塔工藝冷進料,2.熱進料,3.酸性氣出料,4.粗氨氣出料,5.凈化水出料,B1.汽提塔污水汽提單塔工藝（側(cè)線抽氨和不帶側(cè)線）發(fā)生的電離平衡反應：污水汽提化學反應84污水汽提裝置優(yōu)化應用點1.優(yōu)化中段回流（回流量和返回溫度）；2.優(yōu)化汽提塔塔頂壓力；3.優(yōu)化汽提塔塔底汽提蒸汽量；4.優(yōu)化汽提塔進料溫度；5.優(yōu)化汽提塔注堿量；6.優(yōu)化汽提塔冷熱進料配比；7.優(yōu)化側(cè)線采出位置；8.優(yōu)化側(cè)線采出量；9.提出裝置改造方案；（1）應用分析－塔頂循的影響(中段）序號塔頂循環(huán)量塔頂溫度塔底溫度塔底熱負荷蒸汽耗量硫化物含量

t/h℃℃Wt/hPPM150104.3118.825606444.03.8255102.2118.826093464.13.836099.9118.826619014.23.846597.7118.827157474.33.857095.8118.827683474.43.867594.1118.828182674.43.878092.6118.828649934.53.888591.2118.829085044.63.899090.0118.829489894.63.8109588.8118.829867154.73.81110087.8118.830219574.83.81210586.9118.830549744.83.81311086.0118.830860024.93.81411585.2118.831152474.93.81512084.5118.831428894.93.81612583.8118.831690875.03.81713083.1118.831939765.03.81813582.5118.832176785.13.81914081.9118.832402965.13.82014581.4118.832619225.13.82115080.8118.832826385.23.8固定塔底凈化水氨氮含量為65PPM

在塔底凈化水氨氮含量固定的情況下，隨塔頂循循環(huán)量的提高，塔頂溫度逐漸降低，塔底溫度變化不大，塔底熱負荷及蒸汽耗量呈升高趨勢，凈化水硫化物含量基本不變。序號頂循回流流量塔頂溫度塔頂抽出氨氮含量硫化物含量

（t/hr）（℃）（t/hr）(PPM)(PPM)150106.72.96180.3255104.82.54200.4360102.42.18240.646599.81.92280.957097.31.74341.267595.11.62401.778093.11.53472.288591.51.47542.899090.01.42623.5109588.61.38714.41110087.41.35815.31210586.31.32926.31311085.31.301037.31411584.41.281158.51512083.61.261289.91612582.81.2514211.31713082.11.2315712.81813581.41.2217314.51914080.71.2119016.32014580.11.2020818.22115079.61.19227熱負荷固定塔底再沸器熱負荷在塔底熱負荷恒定情況下，隨著頂循回流流量的提高，塔頂溫度明顯下降，塔頂抽出的含氨酸性氣流量明顯下降，塔底產(chǎn)出的凈化水中氨氮、硫化物含量上升趨勢先緩后急。（1）應用分析－塔頂循的影響（中段）（2）應用分析－塔頂壓力的影響固定塔底凈化水氨氮含量為65PPM序號塔頂壓力塔頂溫度塔底溫度塔底熱負荷蒸汽耗量硫化物含量Mpag℃℃Wt/hPPM10.0492.9113.624562483.94.620.04592.8114.525269804.04.430.0592.8115.425967064.14.340.05592.7116.326653844.24.150.0692.7117.227329924.34.060.06592.6118.027995254.43.970.0792.6118.828649934.53.880.07592.5119.629294144.63.790.0892.5120.429923374.73.5100.08592.4121.230540054.83.4110.0992.4122.031147234.93.3

在塔底凈化水氨氮含量固定的情況下，隨著塔頂壓力的提高，塔頂溫度變化不大，塔底溫度逐漸升高，塔底熱負荷及蒸汽耗量呈升高趨勢，產(chǎn)品硫化物含量變化不大。（2）應用分析－塔頂壓力的影響固定塔底再沸器熱負荷序號塔頂壓力塔頂溫度塔頂抽出氨氮含量硫化物含量（MPag）（℃）（t/hr）(PPM)(PPM)10.05594.91.7523.20.720.0694.31.6729.11.030.06593.81.6036.51.540.0793.31.5445.82.150.07592.81.4957.43.060.0892.31.4471.74.170.08591.81.4189.45.680.0991.41.37111.07.490.09591.01.34138.09.7100.190.61.31172.012.5在塔底蒸汽能耗恒定情況下，隨著塔頂壓力的提高，塔頂溫度明顯下降，塔頂抽出的含氨酸性氣流量明顯下降，塔底產(chǎn)出的凈化水中氨氮含量上升趨勢先緩后急。（3）應用分析－冷/熱進料比的影響圖：冷熱進料比對酸性氣質(zhì)量的影響圖：冷熱進料比對凈化水質(zhì)量的影響

降低冷熱進料比，塔頂酸性氣中氨濃度會上升，質(zhì)量變差，凈化水質(zhì)量也變差，但有利于降低蒸汽消耗。（4）應用分析－熱進料溫度的影響固定塔底凈化水氨氮含量為65PPM序號熱進料溫度塔頂溫度塔底溫度塔底熱負荷蒸汽耗量硫化物含量℃℃℃Wt/hPPM19088.1118.831090624.93.829289.0118.830536994.83.839490.0118.829992404.73.849691.0118.829455234.63.859892.0118.828922824.63.8610093.1118.828378414.53.8710294.1118.827839244.43.8810495.2118.827305024.33.8910696.3118.826775924.23.81010897.4118.826252514.13.81111098.5118.825735674.13.8在塔底凈化水氨氮含量固定的情況下，隨著熱進料溫度的提高，塔頂溫度逐漸升高，塔底溫度變化不大，塔底熱負荷及蒸汽耗量呈下降趨勢，產(chǎn)品硫化物含量變化不大。（5）應用分析－側(cè)線抽出量的影響序號抽出量t/h凈化水硫含量ppm凈化水氨含量ppm蒸汽量t/h191146813.5210629014.4311217915.4412111016.351306817.361404318.271502719.2固定塔頂酸性氣質(zhì)量

側(cè)線抽出量每增加1噸，蒸汽用量相應增加0.9t/h,說明側(cè)線抽出量的大小對蒸汽消耗影響很大，另外，側(cè)線抽出量直接影響凈化水質(zhì)量，若抽出量偏小，凈化水質(zhì)量就會不合格。（6）應用分析－側(cè)線抽出位置的影響固定塔頂酸性氣質(zhì)量序號抽出板凈化水硫含量ppm凈化水氨含量ppm蒸汽量t/h12319815.4225113215.4327217915.4429422015.4531527115.4

目前本裝置的抽出口偏低，氨高濃度區(qū)處于抽出口上方，如果將抽出口上移，凈化水中硫含量變化較小，氨氮含量會下降。若抽出口下移，不但凈化水質(zhì)量變差，蒸汽消耗也相應增加（7）應用分析—注堿量的影響改變注堿量，分析不同注堿量對汽提塔凈化水質(zhì)量的影響。（8）應用分析－尋找氨最佳抽出位置圖：冷熱進料比對氨濃度的影響降低冷熱進料比，可以使氨高濃度區(qū)略有下移，有利于提高側(cè)線抽出口處氨濃度（氨從第27層塔板抽出）；氨的側(cè)線抽出是否處于最佳位置？案例1－燕山石化1#單塔污水汽提優(yōu)化后，蒸汽單耗下降14kg/t酸性水，能耗下降1kgEo/t酸性水。實現(xiàn)節(jié)省蒸汽0.9t/h，節(jié)能效益128.52萬元/年。燕山煉油二廠單塔污水汽提優(yōu)化實施步驟：（1）將塔201頂壓力從0.55Mpa下調(diào)至0.53MPa；（2）將側(cè)線三分壓力從0.18MPa下調(diào)至0.17MPa；（3）同時優(yōu)化側(cè)線抽出比，將其控制在15%左右。案例2－燕山石化2#污水汽提優(yōu)化后，綜合能耗降至約7kgEO/t，比3月份能耗降低約12.3%，汽提塔節(jié)約蒸汽為0.3t/hr，實現(xiàn)節(jié)能效益42.84萬元/年。燕山煉油一廠常壓污水汽提優(yōu)化實施步驟：（1）逐步調(diào)大頂循回流溫度由58℃至65℃；（2）逐步減小頂循回流流量由80t/hr至75t/hr；（3）逐步開大塔頂壓控閥開度至65﹪，塔頂壓力由0.07Mpa降至0.06Mpa。2011年3月份

2011年4月份2011年5月份節(jié)能量，%7.95kgEO/t6.88kgEO/t6.97kgEO/t12.3%綜合能耗對比97結(jié)合目前含硫污水汽提實際操作情況，在確保塔底凈化水合格前提下，針對汽提塔的蒸汽能耗控制，以最小化汽提塔蒸汽量為目標，利用模型的優(yōu)化功能，對各關鍵控制參數(shù)（進料溫量、塔頂壓力、污水注堿量）進行綜合分析，并確定優(yōu)化方案。C-101/2優(yōu)化前2010.10.3優(yōu)化實施后2010.11.1塔頂壓力(MPag)0.130.10蒸汽流量(t/hr)10.810.3塔底產(chǎn)出//塔頂溫度(℃)122117.2塔底溫度(℃)130127.3進料溫度115120.5塔頂回流量8.59.3注堿量(t/hr)5065凈化水H2S（mg/l）4.88.1凈化水NH3-N（mg/l）51.556.2熱媒水輸出量(t/hr)1541.6效益測算：汽提蒸汽用量減少了0.5t/h,同時熱媒水的熱輸出量由15t/h增加到41.6t/h，大幅度增加。裝置運行能耗從10.14降低到9.17kgeo/t，裝置整體節(jié)能9.6%，節(jié)能效益161.7萬元/年。H2S<10ppmNH3<60ppm案例3—濟南分公司污水汽提青島煉化污水汽提裝置：在保證塔頂含氨酸性氣和塔底凈化水產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，針對汽提塔的蒸汽能耗控制，以最小化汽提塔蒸汽量為目標，對各關鍵控制參數(shù)：中段回流流量、塔頂壓力、中段回流溫度進行綜合分析.優(yōu)化后，A列可以節(jié)約蒸汽2.4t/h，B列可以節(jié)約蒸汽1.4t/h，1.0Mpa蒸汽按140元/噸計算,全年按8400小時計算：節(jié)能效益為3.8×8400×140＝447萬元/年同時各機泵、空冷器的功耗較優(yōu)化前也是下降的。案例4—青島煉化污水汽提9999第二部分幾種類型生產(chǎn)裝置優(yōu)化溶劑再生裝置四流程描述：含CO2、H2S的酸性氣進入吸收塔下部，與醇胺液（N-甲基二乙醇胺MDEA）逆流接觸，醇胺液吸收酸性氣中的CO2和H2S，脫除CO2和H2S的凈化干氣送出裝置。吸收塔底出來的吸收了CO2和H2S的富液送往富液閃蒸罐閃蒸，在低壓下使溶解于富液中的烴類氣體閃蒸出來。閃蒸后的富液經(jīng)貧富液換熱器升溫后進入溶劑再生塔，在塔中富液吸收熱量解析出CO2和H2S，使溶劑得以再生。再生塔頂解析出來的含CO2和H2S的酸性氣送出裝置。再生后的溶劑稱為貧液，經(jīng)換熱后進入溶劑貯罐，經(jīng)泵打入脫硫塔，完成溶劑的循環(huán)利用。氣體脫硫－溶劑再生工藝概述處理的原料：催化、焦化裝置干氣、液化氣（含H2S、CO2的酸性氣）脫硫過程：吸收過程，在脫硫塔中進行。使用的溶劑一般為N-甲基二乙醇胺（MDEA），用R表示（-CH2-CH2-OH）基團，進行的吸收：反應如下：

2R2NCH3+H2S=(R2NHCH3)2S+Q(R2NHCH3)2S+H2S=2R2NCH3HS+Q2R2NCH3+H2O+CO2=(R2NHCH3)2CO3+Q(R2NHCH3)2CO3+H2O+CO2=2R2NCH3HCO3+Q氣體脫硫－溶劑再生工藝概述溶劑回收過程：解析過程，在溶劑再生塔中進行，反應如下：

2R2NCH3HS=(R2NCH3)2S+H2S↑-Q(R2NCH3)2S=2R2NCH3+H2S↑-Q2R2NCH3HCO3=(R2NCH3)2CO3+H2O+CO2↑-Q(R2NCH3)2CO3=2R2NCH3+H2O+CO2↑-Q氣體脫硫－溶劑再生工藝概述發(fā)生的電離平衡反應：溶劑再生化學反應RxnNo.ReactiontypeStoichiometry1EQUILMDEAH++H2O<-->MDEA+H3O+2EQUIL2H2O<-->H3O++3EQUILHCO3-+H2O<-->H3O++CO3-24KINETICCO2+OH--->HCO3-5KINETICHCO3--->CO2+6EQUILH2O+H2S<-->HS-+H3O+7EQUILH2O+HS-<-->S-2+H3O+8KINETICMDEA+H2O+CO2-->MDEAH++HCO3-9KINETICMDEAH++HCO3--->MDEA+H2O+CO2工藝流程：氣體脫硫－溶劑再生工藝概述溶劑再生模型優(yōu)化應用點1.分析再生塔溫度、氣－液負荷分布；2.溶劑再生塔操作溫度對貧液硫含量、酸性氣質(zhì)量的影響；3.溶劑再生塔操作壓力對貧液及酸性氣質(zhì)量的影響；4.在保證再生效果前提下,進料胺濃度與蒸汽耗量的關系；5.在保證再生效果前提下,塔回流與蒸汽耗量的關系；6.優(yōu)化塔的抽出量，降低蒸汽消耗；7.在滿足產(chǎn)品質(zhì)量的情況下，MDEA循環(huán)量與溶劑再生塔蒸汽耗量的關系。（1）應用分析－胺液濃度的影響保證貧液質(zhì)量和酸性氣質(zhì)量的前提下序號胺液水量胺液水百分比蒸汽用量貧液硫含量酸性氣濃度KG/HRKG/HRg/lv%12208600.643321091.190.890622363200.658329301.260.880732517800.672337581.310.871142672400.685345921.360.861952827000.697354291.400.853162981600.709362681.430.844773136200.719371091.460.836783290800.728379501.480.829293445400.737387931.500.8220103600000.746396361.510.8151

隨著水濃度的增加，貧液硫含量增加，酸性氣濃度降低，蒸汽耗量增加。胺液濃度對再生塔蒸汽用量影響最大，水濃度從64%變化到74.6%，蒸汽用量增加7.5t/h，而貧液和酸性氣質(zhì)量能都能合格。

（2）應用分析－塔頂回流的影響保證貧液質(zhì)量和酸性氣質(zhì)量的前提下序號回流比酸性氣濃度（ｖ％）蒸汽流量KG/HR貧液硫含量ｇ／ｌ10.50.8244265842.0220.60.8460274811.7430.70.8602283871.5740.80.8705293021.4450.90.8785302271.3461.00.8852311621.2671.10.8908321071.1981.20.8956330641.1491.30.9000340331.08101.40.9039350191.04111.50.9074360241.00121.60.9107370580.96131.70.9138381360.92141.80.9168392690.89回流比變小有利于節(jié)約蒸汽量，在回流比0.5的時候，貧液硫含量達到2.0g/l，基本能滿足貧液質(zhì)量要求；酸性氣濃度隨回流比變化較小，而且都在允許范圍內(nèi)。

（3）應用分析－塔頂壓力的影響控制塔頂采出不變C201塔頂壓力塔底蒸汽量塔頂氣H2S摩爾分數(shù)塔底H2S含量序號MPagTONNE/HRppm10.0618.3130.788313.3620.06518.3220.790306.4530.0718.3320.792299.7240.07518.3420.794293.1450.07918.3500.796287.9960.0818.3520.797286.7370.08518.3630.798280.4680.0918.3740.799274.35C301塔頂壓力塔底蒸汽量塔頂氣H2S摩爾分數(shù)塔底H2S含量序號MPagTONNE/HRppm10.0646.7850.773756.3220.06546.8290.779738.5530.0746.8820.785721.1340.07546.9400.790704.1250.0847.0040.796687.52在保證貧液硫含量的情況下可降低塔頂壓力，達到節(jié)約蒸汽，降低能耗的目的（4）應用分析－塔底抽出的影響序號塔底抽出量塔底蒸汽量塔底貧液質(zhì)量KG/HRKG/HRg/l1350000567400.63832351222538360.67763352444509350.72274353667480360.77515354889451430.83696356111422560.91117357333393801.00208358556365231.11679359778337101.267510361000310961.4685

在塔頂回流比恒定情況下，隨著塔底抽出量的提高，塔底蒸汽量降低明顯，塔底貧液質(zhì)量降低相對較?。?）應用分析－循環(huán)量的影響C201循環(huán)量塔底蒸汽量塔頂氣H2S摩爾分數(shù)塔底H2S含量

TONNE/HRTONNE/HR

ppm1118.4170.803263.102218.4080.802266.163318.3990.801269.234418.3920.800272.295518.3830.799275.366618.3750.798278.457718.3670.798281.538818.3590.797284.629918.3510.796287.72109.0918.3500.796288.00