应用流程模拟技术优化生产装置操作-石化盈科

石化盈科王建平应用流程模拟技术优化生产装置操作——实现装置精细化管理2012年4月2目录123流程模拟如何指导装置优化几种类型生产装置的优化优化工作小结催化裂化气体分馏污水汽提溶剂再生33第一部分流程模拟如何指导装置优化流程模拟可以理解为对工艺流程进行“模仿”与“拟合”，是应用软件作为工具，去模仿一个过程（反应、精馏、吸收、萃取、换热、结晶等），根据用户所给过程的条件（温度、压力、流量、设备尺寸），对相应过程进行物料平衡、能量平衡、相平衡及化学平衡的计算，探索能够提高产品产率、降低能耗物耗、改进产品结构的装置工艺条件，发现工艺改进的瓶颈，从而预测生产过程中可能发生的现象，指导科研、设计、生产部门的工作。一.流程模拟技术简介55

提高收率和产品质量减少装置能耗和物耗延长装置运行周期安全和环保装置优化6流程模拟辅助解决五大生产问题如何判断炼化生产装置是否处于优化的状态下运行如何为装置扩能改造、技改技措提供技术支撑如何使生产装置在现有设备基础上发挥出最大的潜能如何降低装置能耗，提升装置经济效益如何在生产装置操作出现异常时快速找到关键因素以节能为目标：常压塔1。能否少打冷回流甚至不打？2。终段取热自上而下温位升高，能否提高下部取热比例？3。加热炉入口温度——换热终温，能否通过优化换热流程来提高换热终温？4。加热炉，能否提高加热炉效率？5。加热炉出口温度，能否寻找到一个最合适的加热炉出口温度？6。塔底汽提蒸汽7。侧线产品汽提蒸汽实例：如何实现常压塔的节能？(1)优化塔再沸量和回流比；二、工艺装置用能优化——措施(2)降低佣损—减少传热温差，能量多次梯级利用；二、工艺装置用能优化——措施(3)在产品合格的前提下，寻找卡边操作条件，降低装置能耗，提升装置效益；二、工艺装置用能优化——措施气分装置脱丙烷塔

压力MPa回流比顶温℃底温℃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)寻找塔的降压空间，降低装置能耗对于高压装置，在满足产品指标的前提下，尽量采取低温低压方案，以降低能耗。关键制约因素是塔顶冷却器负荷。二、工艺装置用能优化——措施优化后，蒸汽用量由平均8.4t/h降低到4.6t/h，装置综合能耗由50.46kgeo/t降低到46.12kgeo/t，装置能耗降低了8.6%。低压蒸汽按140元/吨计，可实现节能效益457万元/年，效果明显。荆门分公司气分装置（5）对于塔板数较多的塔，寻找最优进料位置，使装置能耗最小；二、工艺装置用能优化——措施图：冷热进料比对氨浓度的影响降低冷热进料比，可以使氨高浓度区略有下移，有利于提高侧线抽出口处氨浓度（氨从第27层塔板抽出）；氨的侧线抽出是否处于最佳位置？（6）寻找最优侧线抽出位置；二、工艺装置用能优化——措施石脑油量t/hr石脑油干点℃分馏塔热负荷WATT回流比精柴初馏点℃精柴闪点℃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）提高装置高价值产品收率，提升装置经济效益二、工艺装置用能优化——措施（8）优化塔的取热分布和换热流程，提高热能利用，降低装置能耗二、工艺装置用能优化——措施塔板位置液泛因子（处理量变化）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）对塔进行水力学核算，确定装置提高加工能力的“瓶颈”所在，为装置改造提供依据；二、工艺装置用能优化——措施(10)模拟计算塔的汽－液负荷分布二、工艺装置用能优化——措施19中国石油化工股份有限公司19能耗是炼化企业的主要成本，节能降耗是炼化生产企业提高经济效益的重要途径之一。2009－2011三年有57装置通过流程模拟应用实现生产装置的节能，节约了瓦斯、燃料油、电和蒸汽，共实现节能效益13552万元/年。三、工艺装置优化案例——实现节能降耗20中国石油化工股份有限公司20三、工艺装置优化案例——实现节能降耗21中国石油化工股份有限公司21

1.0MPa蒸汽3.5MPa蒸汽瓦斯燃料油电合计能量单位万吨/年万吨/年万吨/年万吨/年万度/年

节约量44.624.23.410.5873361

折算成4.8440.5284.6280.8390.13410.972009－2011三年节约能量统计折标煤系数：

1吨3.5MPa（4.5>P≥3）蒸汽≈0.12572吨标煤

1吨1.0MPa（1.2>P≥0.8）蒸汽≈0.10857吨标煤

1吨瓦斯≈1.3572吨标煤

1吨重油≈1.4286吨标煤

1万千瓦时电≈3.714吨标煤三、工艺装置优化案例——实现节能降耗22中国石油化工股份有限公司22提高装置的目的产品收率和降低主要产品流失是增加装置利润的重要手段之一。2009－2011三年共有55套装置通过优化，实现装置挖潜增效22241万元/年；三、工艺装置优化案例——提升装置经济效益23中国石油化工股份有限公司23三、工艺装置优化案例——提升装置经济效益24中国石油化工股份有限公司24三、工艺装置优化案例——提升装置经济效益25中国石油化工股份有限公司25运用流程模拟技术，一方面可以判断所模拟的塔器设备是否在优化状态下运行，另一方面，当生产工艺出现波动或异常后，对装置问题诊断起到了很好地辅助作用，并为装置的技改技措提供支撑；三、工艺装置优化案例——为装置技改技措提供支撑2626第二部分几种类型生产装置优化催化裂化装置一27催化裂化反应参数优化：提升管出口温度反应器出口压力平衡催化剂活性进料量的变化ZSM-5分子筛催化剂的加入量进料位置原料预热温度28催化裂化装置优化提升管出口温度

装置产品产值随提升管出口温度的上升出现一个峰值，在该模拟状态下，反应温度在508－510℃时，产品产值最高。提升管反应器出口温度对产品分布的影响图19反应温度对硫化氢和干气收率的影响图20反应温度对汽油和柴油收率的影响图21反应温度对焦炭及油浆收率的影响

30催化裂化装置优化反应器出口压力随着反应压力升高，产品总产值上升，可见提高反应压力可以提高装置的经济效益。但在实际生产中，由于装置加工能力的限制，分馏和吸收稳定系统的限制以及气压机的限制，反应压力一般限于小幅度范围变化，不作为主要调节变量。目前提升管出口压力为300Kpa，根据各种约束条件判断，反应压力可以提高10Kpa，产品产值可增加301.87万元/年。31催化裂化装置应用平衡催化剂活性随着催化剂活性的升高，产品总产值上升，可见提高催化剂活性对提高装置的经济效益效果明显。在实际生产中，催化剂活性上升后生焦率增加（生焦率的限制一般不超过6.5%），需要增加主风量来烧焦，烧焦生成的热量也需要取走，因此活性的提高受到主风量和取热量的双重限制。根据模型计算结果，将催化剂活性从操作点的66提高至68.5左右，生焦量控制在6.5％以内，可提高产品总值1020.7万元/年。32催化裂化装置应用ZSM-5分子筛催化剂加入量

在其它操作条件不变的情况下，随着ZSM-5添加量增加，产品总产值减少，主要是因为基准价格中丙烯仅比汽油高255元/吨，而液化气比汽油低2323元/吨。33催化裂化装置应用ZSM-5分子筛催化剂加入量ZSM-5加入量丙烯价格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

如汽油和液化气价格保持不变，丙烯价格只需超过7150元/吨，产品总产值就将和ZSM-5添加量呈同向变化。34催化裂化装置优化原料预热温度对产品分布的影响原料预热温度，℃160180200220240轻端收率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催化裂化装置优化进料位置对产品分布的影响进料位置，m25810轻端收率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/延迟焦化装置主分馏塔模型催化裂化/延迟焦化装置吸收－稳定系统模型38优化主分馏塔取热，多产中低压蒸汽降低汽/柴油重叠度，多产目标产品优化吸收稳定操作参数，降低装置能耗降低干气不干，减少丙烯损失，增产LPG降低催化/焦化不凝气排放同步优化催化－气分，实现热量有效利用降低吸收剂温度；再吸收油改顶循；避免解析不足和解析过度稳定塔顶压力和回流；解析塔冷进料；补充吸收剂量控制解析塔底温度和稳定塔顶温度优化稳定塔，LPG质量卡边操作,提高效益问题一、如何降低催化/焦化干气不干？

问题一、如何降低干气不干？

影响因素：吸收剂量、补充吸收剂量、吸收剂温度、吸收剂质量、吸收塔压力、解析塔底温度、改变吸收剂等避免解析过度和解析不足补充吸收剂量补充吸收剂量增加，干气中C3+组分含量随之减小。但是补充吸收剂量的增加会导致吸收稳定装置能耗升高，不利于装置的节能降耗。因此，需结合装置实际操作条件和干气质量控制寻求最优的补充吸收剂量。柴油再吸收剂量柴油再吸收剂量增加，干气中C3+组分含量随之减小，但降低不是很明显。吸收塔压力吸收塔操作压力增大，干气中C3+组分含量随之降低。但吸收塔顶压力受限于系统后路压力（干气去脱硫系统压力调节）和富气压缩机出口压力，操作压力调节幅度不大。吸收剂质量－汽油蒸汽压或10%馏出温度吸收剂蒸汽压降低或10%馏出温度升高，有利于降低干气C3含量。解析塔底温度解析塔底温度升高，干气C3含量增加，但有利于降低LPG中C2含量，减少不凝汽排放。吸收剂改用顶循补充吸收剂量/(t/h)干气C3+，%C202底温/℃C203底温/℃柴油顶循油柴油顶循油柴油顶循油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吸收剂温度问题二、如何解决LPG质量？

控制LPG中C2和C5含量达标

运用模拟技术解决液化气质量问题液化气中C2含量≯0.5v％，液化气中C5含量≯5v％，故使LPG的质量达标也是技术人员所关注的问题。液化气由稳定塔塔顶采出，一般控制解析塔和稳定操作来控制LPG的质量。运用模拟技术解决液化气质量问题问题三、汽柴油产品质量控制？

(1)汽油产品质量控制汽油是催化裂化装置的主要产品之一，一般通过顶循的抽出量、返回温度和塔顶冷回流量来控制汽油的干点。(2)柴油产品质量控制在实际装置操作中，一般通过控制中段回流以及柴油抽出量来控制柴油的干点（柴油一般控制95％点）。通过流程模拟，可以很清晰地知道这些变量和柴油干点的一一对应关系(2)柴油产品质量控制在固定一中循环返回温度的情况下，一中循环抽出越多，即一中取热量越大，柴油95％点馏出温度越低。问题四、如何优化主分馏塔取热？

分馏塔自上而下，取出热的温位逐步提高，利用价值也越来越大。故在满足产品质量要求的情况下，可尽量多取高温位热量。通过对主分馏塔的流程模拟，我们可以优化分馏塔的取热分配，多取高温位热量并多产高压蒸汽。57（1）湛江东兴催化裂化序号项目单位参数备注调前调后1解吸塔热进料温度℃83832解吸塔冷进料温度℃40403解吸塔冷进料量t/h2084解吸塔重沸器用汽量t/h4.33.65吸收塔凝缩油罐顶气体量nm3/min1601506补充吸收剂量t/h15197干气中碳三以上组分V%4.83.85调前是5月的平均值,调后是7月的平均值8干气中丙烯含量V%2.481.78①调整解析塔冷热进料比和补充吸收剂量,降低干气不“干”，降低蒸汽消耗②提出改造建议－提高富吸收油返塔温度，下一检修周期中实施。

经济效益：节约蒸汽0.7t/h，年多回收丙烯约200t，节能增效237.6万元/年58（2）沧州分公司催化裂化解决干气不“干”问题，以增产LPG，提升装置效益。调整前调整后解析塔热进料温度78℃70℃干气碳三2.812.23碳三及以上3.903.39经济效益：干气C3＋含量明显降低，液化气收率提高0.16吨/小时，增效685.44万元/年。解析塔冷进料59（3）金陵分公司Ⅱ催化裂化①调整解吸塔底温度，减少质量过剩，降低蒸汽消耗将解吸塔底温度由原来的128～129℃，降低至123～126℃，解吸塔底重沸器热源蒸汽用量由12～13t/h降低至9～11t/h，减少蒸汽用量达2t/h，而干气中C3以上含量由1.2～2.5%下降到0.9～1.7%，液化气中C2含量仍维持在0～0.7%，没有明显上升；

②调整稳定塔回流量，控制液化气中C5含量依据模型计算结果，将稳定塔顶温度基本控制在56℃左右，回流量控制在45～48t/h。经过调整，液化气中C5含量下降到0～0.2%，效果比较明显。

经济效益：节约蒸汽2t/h，节能效益210万元/年，可降低装置能耗1.27kgeo/t。解析过度60（4）镇海炼化Ⅰ催化裂化运用模型优化吸收稳定系统，以降低干气中丙烯含量。运用模型解决生产中的操作困难，如：在气温较低时，通过对稳定塔的回流比的调整，将回流比从原来的1.55下降到1.48左右，减少了操作难度，也确保装置的产品质量稳定。在平衡稳定塔质量的前提下，通过调整补充吸收剂量达到降低干气中的丙烯的目的，对比2009年和2010年1－9月份的数据，干气中的丙烯含量同期下降了1.01％，实现增效786万元/年。寻找装置问题，解决操作“瓶颈”解决再吸收塔带液严重的现象；查找到主分馏塔顶循返塔温度异常升高的原因；优化吸收稳定系统操作，降低能耗II催稳定系统优化，降低吸收油流量和稳定塔顶回流比，能有效降低吸收塔底泵、凝缩油泵、解吸塔底泵以及解吸塔和稳定塔的负荷，系统电耗下降约8%。II催稳定系统主要能耗为电耗，机泵及空冷电机额定功率共488kWh。工业用电以每度0.55元计算，则节电产生经济效益：488×0.08×8400×0.55=18万元/年。降低干气C3含量，增收液化气II催再吸收塔的操作稳定后，可降低干气中的C3以上组分，提高液化气收率。分析数据表明，干气中C3以上组分含量降低，使液化气收率上升0.048%。装置加工量按设计值1Mt/a，每多产一吨液化气增加效益2500元计算，增收的液化气可产生经济效益2500元/t×1Mt/a×0.048%=120万元/年。两项合计：18＋120＝138万元/年（5）九江分公司2＃催化裂化诊断装置问题根据对模型的分析认为：分馏塔顶部1#、2#、3#、4#塔板效率极低。在对这4层塔板进行水力学核算，发现存在严重漏液，2006年7月份装置检修时发现分馏塔顶部1#、5#塔板脱落，验证了模型中该段塔板效率极低的情况，修复后装置性能极大改善。大幅降低主分馏塔顶冷回流用量，降低气压机过热蒸汽5t/h修复主分馏塔塔板后，调整操作，主分馏塔塔顶冷回流量由50t/h降到15t/h，顶循环流量由400t/h降到300t/h，降低塔顶冷凝冷却器负荷，降低分馏塔塔顶到气压机入口的压力降，在实际生产中，气压机入口压力提高了5kPa，气压机少用3.5MPa过热蒸汽5t/h，3.5MPa蒸汽按146元/吨，1.0MPa蒸汽按136元/吨计，节能效益为：5×8000×（146－136）×10－4＝40万元/年优化分馏塔取热，多产中压蒸汽根据模拟计算分馏塔各段取热分布，不断优化调整分馏塔油浆上、下返塔循环量，增大油浆系统取热量，降低分馏塔底温度。优化后，油浆系统取热比例由54.54%提高到60.69％，分馏塔底温度由353℃下降到345℃，有利于油浆系统长周期运行，提高了高温位热的利用率，多产3.5MPa的蒸汽2.6t/h，实现效益：2.6×8000×146×10－4＝303.68万元/年两项效益合计：40+303.68=343.68万元/年（6）洛阳分公司2＃催化裂化63（8）青岛炼化延迟焦化装置流程模拟解决干气质量问题，以提升装置经济效益。将现场操作参数更改为：补充吸收剂量110t/h（原140t/h）、温度30℃，解析塔塔底≥148℃，稳定塔塔底≥197℃的操作条件后，调整后，干气C3+均在2.1%以内，每天增加6.8吨的液化气，每天可多增加1.7万元的收益，年增收益600万元。同时，提出下一步的改造建议：（1）将吸收剂贫柴油更换为顶循回流油，比用柴油作C204的吸收剂，效果要好。（2）降低补充吸收剂的温度，为此考虑增加深冷器，将其最低冷却至20℃。将补充吸收剂深冷后，干气质量将会有明显提高。（3）通过将吸收塔一中、二中回流增加深冷器，将回流温度深冷至20℃，吸收效果很明显，干气C3+含量能降至1%以内；仅仅给吸收塔中段回流增加深冷器，补充吸收剂温度控制30℃，就能很好的控制干气C3+含量，而且补充吸收剂量也可以降低，进而降低装置能耗。6464第二部分几种类型生产装置优化气体分馏装置二气分装置的四塔流程脱丙烷塔脱乙烷塔丙烯精馏塔C4分离塔66根据冬夏空冷器负荷，实施两套控压方案寻找脱丙烷塔和丙烯塔最佳进料位置催化－气分热联合，使两者热量匹配同步优化催化－气分，停开脱乙烷塔进行水力学核算，确定扩能改造“瓶颈”优化各塔参数，丙烯质量卡边，降低能耗各塔回流和再沸，进料温度和操作压力掺炼焦化LPG，优化参数，实现平稳操作控制催化LPG中C2含量压力MPa回流比顶温℃底温℃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气分装置优化点：优化点一：为装置降压操作提供指导，根据装置空冷器负荷在冬、夏两季的不同，利用模拟确定两套控压方案，降低装置能耗；气分装置丙烷塔降压计算结果优化后，年节约蒸汽42000吨，装置综合能耗由50.46kgeo/t降低到46.12kgeo/t，装置能耗降低了8.6%。低压蒸汽按150元/吨计，可实现节能效益460万元/年。中国石化报优化点二：通过模型寻找丙烯塔和脱丙烷塔的最佳进料位置，使装置能耗最小；气分装置丙烯塔的能耗随进料位置的变化优化点三：在产品合格的前提下，优化各塔回流和塔底再沸量，优化进料温度和各塔操作压力，降低装置能耗，减少丙烯流失；气分装置丙烯纯度和丙烯产量随塔再沸器负荷的变化优化点四：分析原料组成对塔操作影响，进料组成变化后，及时调整操作，增加装置收益和降低能耗。C3组成(wt％)回流比塔顶采出量(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随着炼厂加工原料的不同，催化裂化装置气体的组成会有较大变化，特别是C3的组成，另还有掺加焦化LPG。原料变化后，为保证塔底和塔顶产品合格，需相应调整塔的操作。这将对于原料来源变化后方案的调整起到很好的指导作用。优化点五：已实行催化顶循和气分热联合的装置，利用模拟调整两套装置的操作，使热量匹配，实现热量的有效利用；优化点六：同步优化催化裂化和气分装置，控制催化LPG中C2含量，尽可能停开气分脱乙烷塔，降低操作成本；塔板位置液泛因子（处理量变化）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优化点七：对塔进行水力学核算，确定装置提高加工能力的“瓶颈”所在，为装置改造提供依据；气分装置丙烯塔液泛因子随负荷的变化（1)镇海炼化2＃气分装置2009年12月份以流程模拟为指导实施了三项优化措施：①脱丙烷塔进料位置由28层调整到32层，以提高全塔分离效果；②脱丙烷塔塔压由1.88Mpa降低到1.65Mpa，并相应调整塔顶、塔底温度，降低回流比，减少塔底热量消耗，达到节能目的。③T203C顶出料空冷在线清洗，扶正空冷上倒伏的翅片，增加冷却效果，降低装置能耗。Ⅱ套气分装置能耗降为45.57Kgeo/t，实现了公司月度能耗达标奋斗值，而2009年截止到11月累计能耗为49.471Kgeo/t，故以流程模拟模型为指导实施各项节能措施以来，装置能耗降低了3.901Kgeo/t，能耗下降7.9%，可实现节能效益为257.5万元/年。在进料量不变的前提下，优化措施调整后，增产4吨/天，装置丙烯产量有所上升。对比2009年11月中旬情况，丙烯拔出率增加约0.5%，年增产丙烯约1000吨。丙烯产品价格按8300元/吨，液化气成本按4750元/吨，丙烯拔出率的增加带来的经济效益为：347.2万/年。两项合计产生经济效益为604.7万/年。76（2）高桥分公司Ⅰ气分装置②丙烯塔塔顶压力由1.90MPa降到1.70Mpa①脱丙烷塔塔顶压力由1.85MPa降到1.72Mpa项目降压前降压后脱丙烷塔顶压力MPa1.851.72脱丙烷塔回流量t/h30.530.9脱丙烷塔顶温℃47.645.9脱丙烷塔底温℃103.8101.1丙烯塔顶压力MPa1.901.67丙烯塔回流量t/h90.270丙烯塔顶温℃47.842.5丙烯塔底温℃57.852.0效益测算：装置的累计能耗为52.35千克标油/吨，比2009年1～12月装置累计能耗56.53千克标油/吨，下降了4.18千克标油/吨，能耗降低7.39%，节能效益为263.51万元/年。77（3）湛江东兴气分装置对脱丙烷塔进行降温降压操作日期塔顶压力塔底温度塔顶温度回流量1.0MPa蒸汽用量MPa℃℃t/ht/h09.12.25（调整前）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效益测算：节约用汽0.6t/h，装置能耗降低3.8kgeo/t，能耗降低9％左右，节能效益103.68万元/年，78（4）青岛石化Ⅰ、Ⅱ气分装置①脱丙烷塔、丙烯塔塔压由1.85Mpa降低到1.75Mpa，相应调整塔顶、塔底温度和回流比；②丙烯塔进料位置由139层调整到135层，以提高全塔分离效果。装置综合能耗，kgeo/t节能,kgeo/t节能百分比调整前调整后Ⅰ气分装置40.8838.692.195.4％Ⅱ气分装置40.4636.493.979.8%效益测算：节约1033.5吨标油/年，实现节能效益为413.4万元/年③为装置掺炼焦化LPG提供支撑7979第二部分几种类型生产装置优化污水汽提装置三处理的原料：上游各装置排放的混合含硫、含氨污水，为硫化氢、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；水解后分别产生游离态硫化氢、氨和二氧化碳分子；氨盐与气相中的分子呈平衡；该体系是化学平衡、电离平衡和相平衡共存的复杂体系；冷进料,2.热进料,3.酸性气出料,4.管道,5.粗氨气出料,6.净化水出料,B1.硫化氢汽提塔,B2.氨汽提塔,D.分配器污水汽提双塔工艺冷进料,2.热进料,3.酸性气出料,4.粗氨气出料,5.净化水出料,B1.汽提塔污水汽提单塔工艺（侧线抽氨和不带侧线）发生的电离平衡反应：污水汽提化学反应84污水汽提装置优化应用点1.优化中段回流（回流量和返回温度）；2.优化汽提塔塔顶压力；3.优化汽提塔塔底汽提蒸汽量；4.优化汽提塔进料温度；5.优化汽提塔注碱量；6.优化汽提塔冷热进料配比；7.优化侧线采出位置；8.优化侧线采出量；9.提出装置改造方案；（1）应用分析－塔顶循的影响(中段）序号塔顶循环量塔顶温度塔底温度塔底热负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固定塔底净化水氨氮含量为65PPM

在塔底净化水氨氮含量固定的情况下，随塔顶循循环量的提高，塔顶温度逐渐降低，塔底温度变化不大，塔底热负荷及蒸汽耗量呈升高趋势，净化水硫化物含量基本不变。序号顶循回流流量塔顶温度塔顶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热负荷固定塔底再沸器热负荷在塔底热负荷恒定情况下，随着顶循回流流量的提高，塔顶温度明显下降，塔顶抽出的含氨酸性气流量明显下降，塔底产出的净化水中氨氮、硫化物含量上升趋势先缓后急。（1）应用分析－塔顶循的影响（中段）（2）应用分析－塔顶压力的影响固定塔底净化水氨氮含量为65PPM序号塔顶压力塔顶温度塔底温度塔底热负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

在塔底净化水氨氮含量固定的情况下，随着塔顶压力的提高，塔顶温度变化不大，塔底温度逐渐升高，塔底热负荷及蒸汽耗量呈升高趋势，产品硫化物含量变化不大。（2）应用分析－塔顶压力的影响固定塔底再沸器热负荷序号塔顶压力塔顶温度塔顶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况下，随着塔顶压力的提高，塔顶温度明显下降，塔顶抽出的含氨酸性气流量明显下降，塔底产出的净化水中氨氮含量上升趋势先缓后急。（3）应用分析－冷/热进料比的影响图：冷热进料比对酸性气质量的影响图：冷热进料比对净化水质量的影响

降低冷热进料比，塔顶酸性气中氨浓度会上升，质量变差，净化水质量也变差，但有利于降低蒸汽消耗。（4）应用分析－热进料温度的影响固定塔底净化水氨氮含量为65PPM序号热进料温度塔顶温度塔底温度塔底热负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在塔底净化水氨氮含量固定的情况下，随着热进料温度的提高，塔顶温度逐渐升高，塔底温度变化不大，塔底热负荷及蒸汽耗量呈下降趋势，产品硫化物含量变化不大。（5）应用分析－侧线抽出量的影响序号抽出量t/h净化水硫含量ppm净化水氨含量ppm蒸汽量t/h191146813.5210629014.4311217915.4412111016.351306817.361404318.271502719.2固定塔顶酸性气质量

侧线抽出量每增加1吨，蒸汽用量相应增加0.9t/h,说明侧线抽出量的大小对蒸汽消耗影响很大，另外，侧线抽出量直接影响净化水质量，若抽出量偏小，净化水质量就会不合格。（6）应用分析－侧线抽出位置的影响固定塔顶酸性气质量序号抽出板净化水硫含量ppm净化水氨含量ppm蒸汽量t/h12319815.4225113215.4327217915.4429422015.4531527115.4

目前本装置的抽出口偏低，氨高浓度区处于抽出口上方，如果将抽出口上移，净化水中硫含量变化较小，氨氮含量会下降。若抽出口下移，不但净化水质量变差，蒸汽消耗也相应增加（7）应用分析—注碱量的影响改变注碱量，分析不同注碱量对汽提塔净化水质量的影响。（8）应用分析－寻找氨最佳抽出位置图：冷热进料比对氨浓度的影响降低冷热进料比，可以使氨高浓度区略有下移，有利于提高侧线抽出口处氨浓度（氨从第27层塔板抽出）；氨的侧线抽出是否处于最佳位置？案例1－燕山石化1#单塔污水汽提优化后，蒸汽单耗下降14kg/t酸性水，能耗下降1kgEo/t酸性水。实现节省蒸汽0.9t/h，节能效益128.52万元/年。燕山炼油二厂单塔污水汽提优化实施步骤：（1）将塔201顶压力从0.55Mpa下调至0.53MPa；（2）将侧线三分压力从0.18MPa下调至0.17MPa；（3）同时优化侧线抽出比，将其控制在15%左右。案例2－燕山石化2#污水汽提优化后，综合能耗降至约7kgEO/t，比3月份能耗降低约12.3%，汽提塔节约蒸汽为0.3t/hr，实现节能效益42.84万元/年。燕山炼油一厂常压污水汽提优化实施步骤：（1）逐步调大顶循回流温度由58℃至65℃；（2）逐步减小顶循回流流量由80t/hr至75t/hr；（3）逐步开大塔顶压控阀开度至65﹪，塔顶压力由0.07Mpa降至0.06Mpa。2011年3月份

2011年4月份2011年5月份节能量，%7.95kgEO/t6.88kgEO/t6.97kgEO/t12.3%综合能耗对比97结合目前含硫污水汽提实际操作情况，在确保塔底净化水合格前提下，针对汽提塔的蒸汽能耗控制，以最小化汽提塔蒸汽量为目标，利用模型的优化功能，对各关键控制参数（进料温量、塔顶压力、污水注碱量）进行综合分析，并确定优化方案。C-101/2优化前2010.10.3优化实施后2010.11.1塔顶压力(MPag)0.130.10蒸汽流量(t/hr)10.810.3塔底产出//塔顶温度(℃)122117.2塔底温度(℃)130127.3进料温度115120.5塔顶回流量8.59.3注碱量(t/hr)5065净化水H2S（mg/l）4.88.1净化水NH3-N（mg/l）51.556.2热媒水输出量(t/hr)1541.6效益测算：汽提蒸汽用量减少了0.5t/h,同时热媒水的热输出量由15t/h增加到41.6t/h，大幅度增加。装置运行能耗从10.14降低到9.17kgeo/t，装置整体节能9.6%，节能效益161.7万元/年。H2S<10ppmNH3<60ppm案例3—济南分公司污水汽提青岛炼化污水汽提装置：在保证塔顶含氨酸性气和塔底净化水产品质量的前提下，针对汽提塔的蒸汽能耗控制，以最小化汽提塔蒸汽量为目标，对各关键控制参数：中段回流流量、塔顶压力、中段回流温度进行综合分析.优化后，A列可以节约蒸汽2.4t/h，B列可以节约蒸汽1.4t/h，1.0Mpa蒸汽按140元/吨计算,全年按8400小时计算：节能效益为3.8×8400×140＝447万元/年同时各机泵、空冷器的功耗较优化前也是下降的。案例4—青岛炼化污水汽提9999第二部分几种类型生产装置优化溶剂再生装置四流程描述：含CO2、H2S的酸性气进入吸收塔下部，与醇胺液（N-甲基二乙醇胺MDEA）逆流接触，醇胺液吸收酸性气中的CO2和H2S，脱除CO2和H2S的净化干气送出装置。吸收塔底出来的吸收了CO2和H2S的富液送往富液闪蒸罐闪蒸，在低压下使溶解于富液中的烃类气体闪蒸出来。闪蒸后的富液经贫富液换热器升温后进入溶剂再生塔，在塔中富液吸收热量解析出CO2和H2S，使溶剂得以再生。再生塔顶解析出来的含CO2和H2S的酸性气送出装置。再生后的溶剂称为贫液，经换热后进入溶剂贮罐，经泵打入脱硫塔，完成溶剂的循环利用。气体脱硫－溶剂再生工艺概述处理的原料：催化、焦化装置干气、液化气（含H2S、CO2的酸性气）脱硫过程：吸收过程，在脱硫塔中进行。使用的溶剂一般为N-甲基二乙醇胺（MDEA），用R表示（-CH2-CH2-OH）基团，进行的吸收：反应如下：

2R2NCH3+H2S=(R2NHCH3)2S+Q(R2NHCH3)2S+H2S=2R2NCH3HS+Q2R2NCH3+H2O+CO2=(R2NHCH3)2CO3+Q(R2NHCH3)2CO3+H2O+CO2=2R2NCH3HCO3+Q气体脱硫－溶剂再生工艺概述溶剂回收过程：解析过程，在溶剂再生塔中进行，反应如下：

2R2NCH3HS=(R2NCH3)2S+H2S↑-Q(R2NCH3)2S=2R2NCH3+H2S↑-Q2R2NCH3HCO3=(R2NCH3)2CO3+H2O+CO2↑-Q(R2NCH3)2CO3=2R2NCH3+H2O+CO2↑-Q气体脱硫－溶剂再生工艺概述发生的电离平衡反应：溶剂再生化学反应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工艺流程：气体脱硫－溶剂再生工艺概述溶剂再生模型优化应用点1.分析再生塔温度、气－液负荷分布；2.溶剂再生塔操作温度对贫液硫含量、酸性气质量的影响；3.溶剂再生塔操作压力对贫液及酸性气质量的影响；4.在保证再生效果前提下,进料胺浓度与蒸汽耗量的关系；5.在保证再生效果前提下,塔回流与蒸汽耗量的关系；6.优化塔的抽出量，降低蒸汽消耗；7.在满足产品质量的情况下，MDEA循环量与溶剂再生塔蒸汽耗量的关系。（1）应用分析－胺液浓度的影响保证贫液质量和酸性气质量的前提下序号胺液水量胺液水百分比蒸汽用量贫液硫含量酸性气浓度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

随着水浓度的增加，贫液硫含量增加，酸性气浓度降低，蒸汽耗量增加。胺液浓度对再生塔蒸汽用量影响最大，水浓度从64%变化到74.6%，蒸汽用量增加7.5t/h，而贫液和酸性气质量能都能合格。

（2）应用分析－塔顶回流的影响保证贫液质量和酸性气质量的前提下序号回流比酸性气浓度（ｖ％）蒸汽流量KG/HR贫液硫含量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回流比变小有利于节约蒸汽量，在回流比0.5的时候，贫液硫含量达到2.0g/l，基本能满足贫液质量要求；酸性气浓度随回流比变化较小，而且都在允许范围内。

（3）应用分析－塔顶压力的影响控制塔顶采出不变C201塔顶压力塔底蒸汽量塔顶气H2S摩尔分数塔底H2S含量序号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塔顶压力塔底蒸汽量塔顶气H2S摩尔分数塔底H2S含量序号MPagTONNE/HRppm10.0646.7850.773756.3220.06546.8290.779738.5530.0746.8820.785721.1340.07546.9400.790704.1250.0847.0040.796687.52在保证贫液硫含量的情况下可降低塔顶压力，达到节约蒸汽，降低能耗的目的（4）应用分析－塔底抽出的影响序号塔底抽出量塔底蒸汽量塔底贫液质量KG/HRKG/HRg/l1350000567400.63832351222538360.67763352444509350.72274353667480360.77515354889451430.83696356111422560.91117357333393801.00208358556365231.11679359778337101.267510361000310961.4685

在塔顶回流比恒定情况下，随着塔底抽出量的提高，塔底蒸汽量降低明显，塔底贫液质量降低相对较小（5）应用分析－循环量的影响C201循环量塔底蒸汽量塔顶气H2S摩尔分数塔底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