加氫裂化尾氣脫硫與溶劑再生裝置流程模擬與優化研究

邊 圣 海

(中國石化齊魯分公司，山東 淄博 255411)

流程模擬技術是近幾十年發展起來的，利用計算機模擬進行生產優化的綜合技術，是過程系統工程的重要技術之一。作為采用信息技術提升傳統產業整體水平的重要舉措，流程模擬是實現裝置精細化管理的有效手段，是分析現有流程性能、改進現有裝置操作的有力工具。利用流程模擬軟件，通過對相關化工裝置建立數學模型并對其工況進行模擬，分析和診斷生產裝置的操作方案、工藝參數、裝置潛力和瓶頸，可在裝置節能降耗、挖潛增效、技術改造等方面取得良好效果。流程模擬技術已經成為設計、研究部門和生產車間強有力的輔助工具，并在煉化裝置優化中得到廣泛應用[1-4]。

本課題針對某煉油廠加氫裂化尾氣脫硫與溶劑再生裝置存在的能耗偏高現象，通過 Aspen Plus 模擬軟件對該套裝置進行模型優化，通過調整胺液量、再沸器蒸汽負荷等優化措施，對裝置進行優化調整，以達到節能降耗的目的。

1 裝置流程簡述

裝置共有兩股物料，分別是來自裝置自身的低壓分離氣(低分氣)和液化氣，經冷卻后進入分液罐，去除固體與液體雜質后進入脫硫塔下部，在脫硫塔的上部噴入貧胺液以吸收硫化氫。脫硫后的低分氣送至裝置的氫提濃部分回收氫氣，脫硫后的液化氣送出裝置。

吸收了硫化氫的富胺液(干氣脫硫塔的富液直接經換熱后進入溶劑再生塔)進入富胺液閃蒸罐，經緩沖、脫氣、換熱后進入胺溶劑再生塔(C604)。在此，通過塔底再沸器將溶劑再生，使硫化氫自塔頂逸出。再生后的貧液自塔底部流出，經換熱冷卻后進入溶劑儲罐，再由貧液泵抽出分別送往本裝置的循環氫、低分氣、干氣與液化氣4個脫硫塔，流程示意見圖1。

圖1 加氫裂化尾氣脫硫及溶劑再生流程

2 原理及反應方程

化學吸收法是以可逆的化學反應為基礎，以堿性溶劑甲基二乙醇胺(MDEA)為吸收劑的脫硫方法，溶劑與含硫氣中的酸性組分(主要是H2S)反應生成銨鹽；吸收了酸氣的富液在升溫、降壓的條件下，銨鹽又能分解而放酸氣。主要反應方程式為：

(1)

(2)

式中：R為—CH2—CH2OH；R′為—CH3。

上述反應為可逆反應，較低溫度下(25～40 ℃)，反應向右進行(吸收)；較高溫度下(大于105 ℃)，反應向左進行(解吸)，此時生成胺的硫化物分解，析出H2S，醇胺溶劑被再生，可以循環利用[5-6]。

3 模型建立與對比

應用Aspen Plus自帶流程圖繪制功能，建立了加氫裂化尾氣脫硫及溶劑再生模型流程，物性計算采用ELECNRTL方法，C601，C602 ，C604的流程模擬采用Radfrac模型。

加氫裂化尾氣脫硫裝置對脫后氣體質量要求如下：C601、C602塔頂氣H2S體積分數不大于0.004%，塔釜液H2S質量濃度不大于30 g/L。

C601、C602和C604模擬條件、模擬結果和實際工況對比分別見表1～表6?？梢钥闯?，3個塔工藝參數模擬值和實際值均吻合較好，說明模型能夠較好地反映裝置實際操作狀況，可以進行后續應用分析。

表1 C601模擬條件

表2 C601工藝參數模擬值與實際值對比

表3 C602模擬條件

表4 C602工藝參數模擬值與實際值對比

表5 C604模擬條件

表6 C604工藝參數模擬值與實際值對比

4 模型分析與結果討論

4.1 C601、C602的模型分析

4.1.1塔頂壓力對脫后低分氣、干氣H2S含量的影響

C601、C602的壓力主要來自原料氣的壓力，壓力是關系到H2S吸收效果的主要參數之一?；诟邏号c低溫均有利于吸收的原則，提高壓力會增強原料氣的脫硫效果，對低分氣與干氣質量提高有利；但過高的壓力會增加再生塔的負荷，導致頂部酸性氣不合格，影響硫磺生產。降低壓力雖能減少再生塔的負荷，提高H2S的純度，但很容易使凈化氣中的H2S含量超標，造成凈化氣質量不合格。C601、C602塔頂壓力對脫后低分氣和脫后干氣中H2S含量和溶劑中MDEA含量的影響分別如圖2、圖3所示。

圖2 C601塔頂壓力對脫后低分氣H2S、MDEA含量的影響

圖3 C602塔頂壓力對脫后干氣H2S、MDEA含量的影響

由圖2可見，當C601塔頂壓力低于2.07 MPa時，塔頂脫后低分氣的H2S質量濃度大于40 mg/m3，導致出塔低分氣質量不合格。同樣，從圖3可見，當C602塔頂壓力低于0.53 MPa時，塔頂脫后干氣中H2S質量濃度大于100 mg/m3，導致出塔頂干氣H2S質量不合格。

另外，過低的壓力還會使MDEA溶液被帶到瓦斯系統，影響加熱爐的正常操作，嚴重時會造成吸收塔沖塔，由圖2、圖3可以看出，隨著塔頂壓力的降低，脫后低分氣和脫后干氣中的MDEA含量皆呈增加趨勢。

4.1.2貧胺液MDEA濃度對脫后低分氣、干氣H2S含量的影響

固定貧胺液進料量為38 t/h，貧胺液中H2S質量濃度為1.6 g/L，改變貧胺液中MDEA濃度，考察MDEA濃度對脫后低分氣H2S含量的影響，結果見圖4。由圖4可以看出，隨著貧胺液中MDEA濃度的降低，脫后低分氣中H2S含量升高，當貧胺液中MDEA質量分數小于33%時，脫后低分氣H2S質量濃度大于40 mg/m3。因此，為確保低分氣質量合格，貧胺液中MDEA質量分數應不小于33%。

圖4 貧胺液MDEA濃度對脫后低分氣H2S含量的影響

固定貧胺液進料量為17 t/h，貧胺液中H2S質量濃度為1.6 g/L，改變貧胺液中MDEA濃度，考察MDEA濃度對脫后干氣H2S含量的影響，結果見圖5。由圖5可以看出，隨著貧胺液中MDEA濃度的降低，脫后干氣中H2S含量升高，當貧胺液中MDEA質量分數小于28%時，脫后干氣H2S質量濃度大于100 mg/m3，因此，為確保干氣質量合格，貧胺液中MDEA質量分數應不小于28%。

圖5 貧胺液MDEA濃度對脫后干氣H2S含量的影響

4.1.3貧胺液進塔溫度對脫后低分氣、干氣H2S含量的影響

原料低分氣和干氣帶到吸收塔內的烴類在遇冷的情況下會發生凝聚，從而造成溶劑發泡，進一步影響吸收效果，所以進吸收塔的貧胺液溫度必須控制在至少比原料氣進塔溫度高5～6 ℃的水平，C601/C602貧胺液的溫度通過調節E602/E603的循環上水控制閥的開度來控制。

因此，固定氣相進料溫度為30 ℃，按照貧胺液進塔溫度比氣相進塔溫度高5～6 ℃的原則，在35～50 ℃范圍內，考察了貧胺液進塔溫度對脫后低分氣、干氣H2S含量的影響，同時考察了吸收塔塔頂、塔釜溫度的變化，結果見表7、表8。

表7 貧胺液進C601溫度對參數的影響

表8 貧胺液進C602溫度對參數的影響

由表7可見，貧胺液進C601溫度為35 ℃時，脫后低分氣中H2S的質量濃度為30.9 mg/m3，隨著貧胺液溫度的升高，低分氣中H2S的含量升高，當貧胺液溫度為48 ℃時，低分氣中H2S的質量分數為40.2 mg/m3。因此為確保脫后低分氣質量合格，貧胺液進C601溫度應低于48 ℃。

由表8可見，貧胺液進C602溫度為35 ℃時，脫后干氣中H2S的質量濃度為47.1 mg/m3，隨著貧胺液溫度的升高，干氣中H2S的含量升高，但在溫度分析范圍內皆滿足脫后干氣中H2S的質量濃度小于100 mg/m3的要求。

另外，隨著貧胺液進塔溫度的升高，C601、C602的塔頂和塔釜溫度皆呈增加的趨勢。

4.1.4貧胺液進料量對脫后低分氣、干氣H2S含量的影響

固定貧胺液中H2S的質量濃度為1.6 g/L，考察C601貧胺液進料量在21～45 t/h范圍內對脫后低分氣中H2S含量的影響，結果見圖6。由圖6可見，隨著貧胺液進料量的降低，脫后低分氣中H2S含量逐漸增加，當貧胺液進料量降至21 500 kg/h時，脫后低分氣中H2S質量濃度為40.1 mg/m3，因此為保證脫后低分氣質量合格，C601貧胺液進料量應大于21 500 kg/h。

圖6 C601貧胺液進料量對脫后低分氣中H2S含量的影響

固定貧胺液中H2S的質量濃度為1.6 g/L，考察C602貧胺液進料量在13.5～27.0 t/h范圍內對脫后干氣中H2S質量濃度的影響，結果見圖7。

由圖7可見，同樣隨著貧胺液進料量的降低，脫后干氣中H2S含量也呈現逐漸增加趨勢。在貧胺液進料量13.5～27.0 t/h范圍內，脫后干氣中H2S質量濃度皆小于100 mg/m3，即質量合格。據此結果，操作過程中可以考慮適當降低C602貧胺液進料量。

4.2 C604的模型分析

再沸器蒸汽負荷對C604是非常重要的調節參數，再生塔塔底熱量主要是由塔底再沸器(E606)提供，其次來自進料。調整E606蒸汽量是維持塔內正常溫度的主要手段。較高的操作溫度對提高溶劑的再生效果有利，按設計要求E606的蒸汽量要確保再生后貧液中的H2S質量濃度低于2 g/L，相應地，在一定貧液量條件下，也可保證吸收塔塔頂凈化氣H2S質量濃度不超過100 mg/m3。如果E606提供的蒸汽不足，再生溫度達不到要求，會使貧液內H2S含量升高，最終導致凈化氣不合格。

為此考察了再沸器蒸汽負荷變化對C604運行參數的影響，結果見表9。由表9可見，隨著再沸器蒸汽負荷提高，貧胺液中H2S的含量逐漸減小，當再沸器負荷為11.9 MW時，貧胺液中H2S的質量濃度為1.98 g/L，滿足質量控制要求，故C604塔底再沸器蒸汽負荷應不低于11.9 MW，此時塔釜、塔頂溫度分別為123.7 ℃與103.6 ℃，塔頂回流量為6 851 kg/h，塔頂去硫磺回收裝置的氣相流量為6 745.4 kg/h。

表9 再沸器蒸汽負荷變化對C604參數的影響

5 優化效果

5.1 C604再沸器蒸汽負荷

C604塔底有兩組再沸器，共用0.3 MPa蒸汽21 t/h，蒸汽溫度145 ℃。C604塔底蒸汽流量與對應產生熱負荷關系如表10所示。

由表10可見，當C604塔底蒸汽流量為20 t/h時，對應產生熱負荷11.9 MW。因此，C604塔底蒸汽流量可由21 t/h降至20 t/h，每小時可節約0.3 MPa蒸汽1 t左右。

表10 C604塔底蒸汽流量與對應產生熱負荷關系

5.2 貧胺液進C601、C602流量

當C601貧胺液進料量高于21.5 t/h時，脫后低分氣中H2S質量濃度低于40.1 mg/m3，脫后低分氣質量合格。目前，C601貧胺液實際進料量為38 t/h，通過詳細的模擬計算建議進料量降至24 t/h。

C602貧胺液進料量在13.5～27.0 t/h范圍內，隨著貧胺液進料量的減少，脫后干氣中H2S含量的呈現增加趨勢。在此分析范圍內，脫后干氣中H2S質量濃度皆小于100 mg/m3，即質量合格。目前，C602貧胺液實際進料量為17 t/h，通過模擬計算建議進料量降至13.5 t/h。

C601和C602貧胺液進料量降低到最佳值后，C604再沸器熱負荷降低約6%，相應的蒸汽消耗量降低1.2 t/h。

6 結 論

(1)采用Aspen軟件完成了某煉油廠加氫裂化尾氣脫硫與溶劑再生裝置的建模優化。以此為基礎分別提出了針對每套裝置具體的操作優化建議，具有較好的節能優化效果。

(2)對加氫裂化尾氣脫硫與溶劑再生裝置的優化分析表明：滿足凈化氣H2S含量控制指標前提下，吸收塔C601貧胺液進料量由38 t/h降至24 t/h，吸收塔C602貧胺液進料量由17 t/h降至13.5 t/h，再生塔C604再沸器熱負荷降低6%，節約低壓蒸汽1.2 t/h；再生塔塔釜再沸器蒸汽流量由21 t/h降至20 t/h，可節約低壓蒸汽約1 t/h。