催化裂化装置主分馏塔工艺模拟与分析
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案
催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案催化裂化装置是石油加工中重要的生产设备之一，可以将重油分解成轻质石油产品，是石油化工行业中重要的石油加工工艺。
催化裂化装置反应再生及分馏系统是催化裂化装置中关键的工艺部分，其设计方案对于催化裂化装置的运行效率起着至关重要的作用。
本文将对催化裂化装置反应再生及分馏系统工艺设计方案进行详细的讨论。
一、反应系统设计方案1.反应器类型：催化裂化装置反应器主要有固定床反应器和流化床反应器两种类型。
固定床反应器适用于生产规模较小的装置，具有投资成本低、操作稳定的优点；而流化床反应器适用于大型装置，具有热传递效率高、活性热阻小的优点。
2.反应器温度和压力：催化裂化反应需要在一定的温度和压力下进行，反应温度要保持在适宜的范围内，以保证反应的高效进行。
反应压力的选择要考虑反应器的强度和催化剂的稳定性。
3.反应催化剂选择：选择合适的反应催化剂是反应系统设计的关键之一、催化裂化反应中常用的催化剂有钌、钼氧化物和钽和小晶粒分子筛等。
选择催化剂时要考虑其稳定性、寿命和性能等因素。
二、再生系统设计方案1.再生气体选择：催化裂化装置再生系统需要使用再生气体来去除催化剂上的积炭物质。
常用的再生气体有空气、氧气和水蒸汽等。
再生气体的选择要综合考虑催化剂的特性和再生设备的技术要求。
2.再生温度和压力：再生温度对催化剂的再生效果有重要影响，要选择合适的再生温度，以保证催化剂的活性能得到有效的恢复。
再生压力的选择要考虑再生设备的设计和操作要求。
3.再生设备选择：再生设备主要有再生炉和再生器两种类型。
再生炉适用于小型装置，具有结构简单、操作方便的优点；再生器适用于大型装置，具有稳定的再生效果和高效的催化剂循环的优点。
三、分馏系统设计方案1.分馏塔类型：催化裂化装置的分馏塔主要有常压塔和减压塔两种类型。
常压塔适用于生产重质油品，具有生产成本低、操作稳定的优点；减压塔适用于生产轻质油品，具有产品质量好、产品收率高的优点。
催化裂化装置主分馏塔工艺模拟与分析
分馏塔每层塔板有其各自负荷性能图 , 由于篇幅所 限在此仅做出一层具有代表性的理论板的负荷性能 图 , 见图 2 。由于舌形塔板的雾沫夹带线远离淹塔 线 , 塔板的适宜传质操作区又很狭窄 , 为了清晰的 表明操作点的位置 , 塔板的负荷性能图均略去雾沫 夹带线 。
取一典型塔板 , 利用 Aspen Plus 模拟的物流数据 、 物性参数进行水力学核算 , 结果见表 3 。 412 塔板负荷性能图
舌形塔板属于气液并流喷射型塔板 , 其负荷性 能图与普通塔板不同 , 是以液相流量和动能因子表 示适宜的传质操作区[4 ] 。
· 99 0 · 化 工 进 展 2003 年第 22 卷
(3) 粗汽油的干点与柴油的初馏点标定值相差 20 ℃, 模拟值相差 18158 ℃, 重叠较大 , 说明塔 的分离效果不佳 , 在柴油抽出板与一中回流之间增 加理论板或轻柴油汽提塔增加塔板均可改善分离效 果 。通过模拟计算 , 前一种方法增加 5 层理论板 , 温度重叠减小 2155 ℃; 增加 10 层理论板 , 温度重
催化裂化主分馏塔塔径为 318 m , 共有塔板 37 层 。
分馏塔上部设 30 层固舌形塔板 , 分离作用完 全在此段内 。采用固舌形塔板的优点在于处理能力 大 , 液面梯度较小 , 液层较低 , 塔板压降小 , 有利 于提高富气压缩机的入口压力 , 降低压缩比 , 节省 能耗 。
分馏塔底部设有脱过热段 , 采用 7 层人字形换 热板 。其主要任务是使上升的过热油气温度降到饱 和温度以便于精馏 , 同时将进料中的高沸点油浆和
催化裂化装置分馏系统工艺分析
催化裂化装置分馏系统工艺分析摘要：分馏系统任务是将油气反应分为富气、粗汽、轻（重）柴、回炼油、油浆等。
我们分馏出不同沸点的油气资源。
冷却后送出装置，作为原材料供应给工厂的系统或设备，这些回炼油和油浆在反应器反应进料送回提升管，本文件描述了催化裂化装置分馏的过程和系统。
关键词：催化裂化；分馏系统；工艺分馏过程包括原料、回炼油，顶循、一、二中段、油浆循环，原油，轻，重柴油等系统。
只有反应系统，富气压缩机，稳定吸收系统。
因此，分馏系统在设备中的作用至关重要。
一、慨况催化裂化是炼油企业最常用装置，也是生产中重要装置。
在催化裂化中，原油在高温下与催化剂相互作用，产生汽，柴油，液化气，纤维素和油浆产品并进入市场。
催化裂化是炼油厂的重要设备，直接或间接地带来经济效益。
为了保证催化裂化装置的稳定安全运行，炼油企业高度重视延长催化裂化装置的运行周期，炼油企业必须改进工作流程，优化工艺参数，进行技术改造。
催化裂化装置的计划外停工影响了整个装置的正常生产。
装置的关键部件可能产生严重结焦，反应结焦系统可能喷嘴堵塞导致，再生系统焦块可能导致再生衬里脱落，分馏系统的结焦可以异常机泵磨损震动，管线堵塞可能导致无法控制的后果，关键催化剂的结焦对于催化剂的长期使用至关重要。
反应是重油脱碳，需要一定的焦炭产量。
原料中的胶原含量增加，催化裂化通过重质化和劣质化原料。
这导致了沉降器和油浆结焦问题日益严重。
内生焦，其大部分在催化剂的生命周期内运输并在再生器中燃烧，结垢粘附也在沉降器，并逐渐形成较大的焦块。
二、工艺流程1.技术要点。
(1)油浆换热段脱过热和洗涤粉尘。
在分馏中，这两个部分促进分离热油气，从而防止它们受到其他因素的影响。
在脱过热，往往有几层不同的挡板层形成阻挡功能，使油浆和油气高温接触，换热、洗涤，油气资源在反应后逐渐冷却，一些油气资源在分馏塔底部进入。
它还催化剂冲洗，以避免损坏分馏系统。
（2）分馏塔的热量输出高，其油气资源的总体温度高于450°C，即油温较高，但处理后的油温不能达到这个温度，不利于分馏塔。
3.5Mt／a重油催化裂化装置主分馏塔工艺模拟和操作状况分析
关 键 词 流程模拟 板式塔 流体力学 结盐
１ 前 言
为 使 该 装 置 更 经 济 、 效 运 行 ， 文 采 用 Ｐｏ 高 本 ｒ／ Ⅱ软 件 对 催 化 裂 化 主 分 馏 塔 做 了 工 艺 流 程 模 拟 ， 并 利 用 流 程 模 拟 的 结 果 对 分 馏 塔 塔 盘 进 行 了 流 体 力
回炼油 和 油浆 等馏 分 。 富气 经压 缩机 压缩 后 和粗汽
油 一 起 进 入 吸 收 稳 定 部 分 再 分 离 为 干 气 （ Ｃ 、 Ｈ 、 Ｃ
烃及 少量 的 Ｎ 、 Ｏ、 Ｏ 、 ２ Ｃ Ｃ Ｈ Ｓ等） 、液 化 气 （ Ｃ） Ｃ和
分 离和 汽提 、脱 异 丁烷塔 。Ｐｏ Ｉ可 以应用 于炼 厂 ｒ／Ｉ
中 国 石 油 大 连 石 化 公 司 ３５ ／ ．Ｍｔ ａ重 油 催 化 裂 化
装 置 由 洛 阳 石 油 化 工 工 程 公 司 设 计 ， 担 了全 厂 一 承 半 以上 的 重 油 、 油 的 二 次 加 工 能 力 。 装 置 主 分 馏 渣 塔采用 ３ ４层 塔 盘 和 ７层 人 字 塔 板 。 ０ ２年 ｌ 月 开 ２０ １
最 大 允 许 液 速 ０４ ｓ 进 一 步 验 证 塔 的 顶 部 液 相 负 荷 过 大 。 结 合 分 馏 塔 结 盐 的 原 因 ， 过 减 少 塔 盘 开 孔 率 和 降 液 管 ．ｍ／ ， 通
底 部 间 隙 模 拟 出 结 盐 下 的 塔 盘 结 构 ， 对 其 进 行 流 体 力 学 核 算 ， 算 出 分 馏 塔 结 盐 状 态 下 的 流 体 力 学 状 况 ， 原 理 并 计 从 上 分 析 分 馏 塔 结 盐 现 象 。 从 分 析 结 果 可 以 看 出 ， 过 核 算 塔 盘 流 体 力 学 可 以定 性 地 看 出 分 馏 塔 结 盐 的 原 理 和 过 程 。 通
催化裂化装置分馏系统工艺分析
催化裂化装置分馏系统工艺分析摘要：分馏系统的任务是将反应油和气体分割成富气、粗汽，轻柴、重柴、回炼油、油浆。
确保每个熘分的质量符合法律要求。
本文件描述了催化裂化装置分馏管理的过程和控制方案。
关键词：催化裂化；分馏系统；工艺石油炼化中催化裂化是重要设备，占有重要地位，其长期运行能力与炼化企业的整体发展密切相关。
分馏过程包括原油，回炼油处理系统，顶循、一中段、二中段、油浆循环和许多其他系统。
只有反应系统制约，富气压缩机，吸收稳定系统。
因此，分馏系统在设备中的作用至关重要。
一、催化裂化装置长周期运行的不利因素1.结焦。
设备的长期运行，沉降器结焦是影响设备稳定运行的关键因素。
结焦形状是影响滴状、丝状、颗粒状结焦的主要因素。
这表现在很多方面。
原材料的质量导致了结焦问题，一些原料较重，并且涂有大量沥青，稠环芳烃化合物和胶质物，突出了催化剂的低汽化率和湿度。
当油温和气温度低于重组组分油气压力时，重组分油气逐渐稀释，沉降器的表面结构结焦问题出现。
低进料汽化率导致结焦。
高汽化率主要表现出良好的汽化性特性，表明催化剂中含有少量湿催化剂和液相油。
当催化剂与原料接触或长时间停留时，液相完全固定在催化剂表面，从而产生结焦。
长时间滞留可能会结焦，一般来说，油气和沉降器油气滞留时间和油接触时间紧密相连，如果停留时间过长，催化剂和液相油浆完全依赖于沉积物的表面结构，结焦升高。
引起结焦的强烈反应。
在反应过程中，在一些影响且波动的情况下，反应问题主要是不均匀的，这增加了原油进入沉降器没有有效经过裂化，从而导致内壁和死角出现结焦问题。
2.外取热器管泄漏。
其原因通常反映在热器管表面，由于人员操作的较大幅度，受到高温催化加热的强烈影响，催化剂在冲刷阶段或多或少地磨损，壁厚逐渐减小，甚至出现穿孔。
此外，长期使用可能会导致外取热器管处理设备的疲劳破坏问题。
一般来说，相对较低端口流速，管段出现汽水分层，蒸汽完全集中在管上方，气泡逐渐上升并从被水带走。
催化裂化装置模拟分析
结论
对稳定塔回流比进行灵敏度分析，发现当回流 比为2.5时，操作最优。 优化解吸塔塔底热负荷，当热负荷为9400KW 时，液化气产品中碳二含量基本为零。 优化补充吸收剂用量，当补充吸收剂用量量为 100t/h时，能完全达到吸收效果，比当前工况 节能2300KW。
展望
对于稳定塔，操作压力降低，产品容易分离， 再沸器热负荷减少；同时，由于压力降低，塔 顶回流温度降低，使用循环水难以冷凝，存在 最优操作压力。 对于解吸塔，可以采用塔顶全部进料，中间再 沸的方法，降低塔底热负荷。 对于吸收塔，可优化中段循环冷却流量，找出 最优吸收温度。
标定值
1.21 58.5 113 9128
模拟值
1.21 48.78 115 9213
吸收塔和再吸收塔模拟结果
项 干气流量 干气中>C2含量 目 单位 t/h v% 标定值 12 1.11% 模拟值 11.4 0.78%
吸收塔顶温度
吸收塔中段循环量
℃
t/h
24.1
210
33.0
240
贫吸收油流量
t/h
催化裂化吸收稳定系统
模拟分析与操作调优
汇报人： 组长： 成员：
催化裂化工艺描述 吸收稳定系统模拟 操作调优 结论和展望
催化裂化装置在炼油中的地位
H2
直馏汽油 催化重整
高辛烷值汽油
混合芳烃 直馏煤油 直馏轻柴油 液化气 催化汽油
原油
常压蒸馏
直馏重柴油
常压渣油 减压馏分油 减压蒸馏 减压渣油
塔底热负荷，KW 13900
吸收稳定系统流程模拟
吸收稳定系统流程模拟
稳定塔模拟结果
项 塔顶压力 塔顶温度 塔底温度 进料温度 目 单位 MPa（绝） ℃ ℃ ℃ 标定值 0.98 52.7 158.1 128.2 模拟值 0.98 49.6 158 128
基于Unisim的催化裂化分馏塔的模拟与优化
1基于Unisim 的催化裂化分馏塔的模拟与优化郭宏远1 ，左信1 ，罗雄麟1 ，曲德伟2（1.中国石油大学，北京 102249；2. 北京安稳优科技有限公司，北京 100000）摘 要：本文使用霍尼韦尔的流程模拟软件Unisim ，对某石化厂160万吨/年催化裂化装置的主分馏塔系统进行了模拟与优化。
介绍了流程模拟的详细步骤：虚拟分馏塔进料，建立塔模型，输入过程参数调试收敛；并在模拟收敛的基础上，选择合适的优化目标及操作变量，可以优化分馏塔的操作提高企业效益。
关键词：主分馏塔；流程模拟；Unisim ；Hysys ；虚拟组分；优化1 引言化工流程模拟就是将一个由许多单元过程组成的化工流程用数学模型表现，用计算机求解描述整个化工生产过程的数学模型，得到有关化工过程性能的信息。
［1-3］化工流程模拟普遍应用于化工过程的研究开发、设计、生产操作的控制与优化。
UniSim 是Honeywell 的模拟仿真套件，集成了现有最强大的仿真技术：Hysys 模拟软件、Shadow Plant 仿真软件和OTISS 过程仿真器。
UniSim Design 套件为石油化工行业提供稳态和动态模拟、设计、性能监测、优化和业务规划，在石油化工领域得到广泛应用。
2 流程模拟2.1 工艺流程简介某石化厂催化裂化装置的分馏塔共32层塔盘，来自反应再生部分沉降器的高温油气进入分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的循环油浆逆流接触，油气经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆。
塔顶气体经冷凝后进气液分离罐，分出粗汽油出装置。
轻柴油由第20层塔板抽出，进入轻柴油汽提塔，用水蒸汽汽提后，用泵抽出经换热冷却后出装置。
贫吸收油从第20层抽出，送至吸收稳定系统后，返回的富吸收油至分馏塔第23层。
油浆自分馏塔底部抽出，经换热后一部分返回塔内，一部分出装置。
分馏塔包括四个循环回流，分别为顶循环回流，一中段回流，二中段回流和塔底油浆回流。
催化裂化主分馏塔结盐分析及在线洗塔处理方案
重 油 催 化 裂 化 装 置 出 现 的 常 见 问 题 就 是 分 馏 塔 结 盐 问 题 。尤其地方炼 厂加工催 化原 料种 类复杂性 质恶劣 ，催化 原 料 中极易 出现盐 含量超 标 的现象 。分馏塔 结盐 若处 理不 当 极 易 造 成 产 品质 量 不 合 格 ，甚 至 导 致 切 断 进 料 ，造 成 巨 大 经 济 损 失 。
ｏｆ ｒｅｄｕｃｉｎｇ ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ ｔｏｐ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ ａｎｄ ｉｎｊｅｃｔｉｎｇ ｔｈｅ ｄｅｍｉｎｅｒａｌｉｚｅｄ ｗａｔｅｒ，ｄｒａｗｉｎｇ ｏｆ ｔｈｅ ｗａｔｅｒ ｆ ｒｏｍ ｔｈｅ ｔｏｐ ｃｉｒｃｕｌａｔｉｎｇ
ｐｕｍｐ ｉｎｌｅｔ ｔｏ ａｃｈｉｅｖｅ Ｏｉｌ— ｌｉｎｅ ｗａｓｈｉｎｇ ｏｆ ｔｈｅ ＦＣＣ ｍ ａｉｎ ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ． Ｋ ｅｙ ｗ ｏｒｄｓ：ＦＣＣ ｍａｉｎ ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ；ａｍｍｏｎｉｕｍ ｓａｌｔ；ｏｎ —ｌｉｎｅ ｗａｓｈｉｎｇ
冷 回流量降分馏塔顶温将至 １００～１０３ｃｃ，同时 降顶循抽 出温 度降至 １２０ｏＣ。 ２．３ 注 水
启 用 酸 性 水 泵 将 除 盐 水 打 至 冷 流 线 ，维 持 冷 回 流 流 超 计示数 不变 ，通过 降低冷 回流量逐 渐提高注水 量至 ４～５ｔ／ｈ， 维持洗塔 ４～５ｈ，洗塔过 程 中保 持 中响 分 馏 系统 稳 定 运 行 。
Ｓａｌｔ Ａｎａｌｙｓｉｓ ａｎｄ Ｏｎ —·ｌｉｎｅ Ｗ ａｓｈｉｎｇ Ｓｃｈｅｍ ｅ ｏｆ ＦＣＣ Ｍ ａｉｎ Ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｏｒ Ｍａ Ｑｉａｎｇ
（Ｓｈａｎｄｏｎｇ Ｂｅｆａｒ Ｂｉｎｙａｎｇ Ｆｕｅｌ＆Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｃｏ．，Ｌｔｄ． ，Ｂｉｎｚｈｏｕ ２５ １ ８００，Ｃｈｉｎａ）
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第 9 期 杨科 : 催化裂化装置主分馏塔工艺模拟与分析 · 9 89 ·
212 工艺条件 21211 数据处理原则
主分馏塔 T201 的工艺条件比较复杂 , 其中反 应油气的数据难以准确分析 , 为模拟带来一定难 度 。本次模拟根据总物料平衡的原则 , 将整个催化 裂化系统的富气 、稳定汽油 、轻柴油 、回炼油 、油 浆等所有出料累计作为反应油气进行计算 。
项 目 油浆下返塔温度 24712 ℃ 塔顶冷回流流量 10 500 kg·h - 1 顶循环返塔流量 141 883 kg·h - 1 一中返塔流量 101 825 kg·h - 1 二中返塔流量 45 925 kg·h - 1 回炼油返塔量 53 300 kg·h - 1 油浆上返塔量 70 100 kg·h - 1 油浆下返塔量 99 100 kg·h - 1 塔顶压力 265/ kPa (A) 塔底压力 285/ kPa (A) T202 塔汽提蒸汽温度 300 ℃ 汽提蒸汽流量 1 400 kg·h - 1 汽提蒸汽压力 112 MPa (A)
164427 131480 1008 51829 112860 01055 219620 019 112521 018506 412204 318625 43182 87153 109186 26135 0100034 24121 223174 58110 8140
分馏塔每层塔板有其各自负荷性能图 , 由于篇幅所 限在此仅做出一层具有代表性的理论板的负荷性能 图 , 见图 2 。由于舌形塔板的雾沫夹带线远离淹塔 线 , 塔板的适宜传质操作区又很狭窄 , 为了清晰的 表明操作点的位置 , 塔板的负荷性能图均略去雾沫 夹带线 。
3 流程模拟分析
主要液相产品分馏精度对比见表 2 。
馏程
初馏点/ ℃ 10 %/ ℃ 30 %/ ℃ 50 %/ ℃ 70 %/ ℃ 90 %/ ℃ 干点/ ℃ 全馏/ %
模拟值
- 9196 38107 85130 114184 143111 181167 207166
表 2 分馏塔主要液相产品分馏精度对比
化 工 进 展 · 98 8 · C H EM IC A L IN DU S TR Y A ND EN G IN E ER IN G P RO G R ES S 2003 年第 22 卷第 9 期
应用技术
催化裂化装置主分馏塔工艺模拟与分析
项 目
气体流量/ kg·h - 1 液体流量/ kg·h - 1 塔板开孔数/ 个 开孔区面积/ m2 降液管截面积/ m2 降液管底间隙/ m 堰长/ m 板间距/ m 允许气速/ m·s - 1 空塔气速/ m·s - 1 最小舌孔气速/ m·s - 1 舌孔气速/ m·s - 1 干板压降/ mm (液柱) 塔板压降/ mm (液柱) 溢流高度/ mm (液柱) 进口阻力/ mm (液柱) 雾沫夹带量/ kg·kg - 1 停留时间/ s 清液层高度/ mm (液柱) 溢流强度/ m3 ( m·h) - 1 动能因子
粗汽油 标定值
34 62 89 118 149 184 208 97
模拟值
189108 231163 250140 275106 296132 327128 353156
轻柴油 标定值
188 230 253 279 300 332 351
模拟值
246121 363145 380116 393108 406148 428143 46 384 394 409 428 465
(1) 由表 2 可见 , 除粗汽油的初馏点 H K 至 10 %的恩氏蒸馏数据 , 其他模拟计算结果与实际生 产情况吻合良好 。
(2) 粗汽油的初馏点 H K 至 10 %恩氏蒸馏点数 据相差较大的原因在与其蒸馏有 3 %的损失 。由粗 汽油精馏工艺可知 , 它溶有较多的易挥发组分 , 在 进行采样分析时容易损失而导致恩氏蒸馏前一部分 数据偏高 。
165573
93694
1158 61050 111077 01055 21743 018 110965 018122 319028 315671 42192 85109 90130 18150 0100042 23189 193189 48168 7197
(第九层塔板)
147539
228259
1120 51829 112920 01055 21962 019 112168 017619 510322 314597 37117 97148 141102 37103 0100019 13128 275153 106145 7153
催化裂化主分馏塔塔径为 318 m , 共有塔板 37 层 。
分馏塔上部设 30 层固舌形塔板 , 分离作用完 全在此段内 。采用固舌形塔板的优点在于处理能力 大 , 液面梯度较小 , 液层较低 , 塔板压降小 , 有利 于提高富气压缩机的入口压力 , 降低压缩比 , 节省 能耗 。
分馏塔底部设有脱过热段 , 采用 7 层人字形换 热板 。其主要任务是使上升的过热油气温度降到饱 和温度以便于精馏 , 同时将进料中的高沸点油浆和
催化裂化是炼油工业发展最迅速的二次加工工 艺 。扬子石化公司催化裂化装置自 1996 年投产以 来 , 运行稳定 。为使该装置系统更经济 、高效运 行 , 对催化裂化装置进行了全厂标定 , 对分馏 、吸 收稳定 、脱硫单元做了全过程模拟 , 以找出装置运 行存在的瓶颈 , 为装置扩容改造提供依据 。本文报 道通过应用 Aspen Plus 软件对分馏单元进行流程模 拟 , 重点分析了主分馏塔 T201 的工艺条件及水力 学核算结果 , 为同类装置扩容改造 , 提供参考 。
叠减小 2195 ℃。用后一种方法增加一层理论板 , 温度重叠减小 5196 ℃; 增加两层理论板 , 温度重叠 减小 9107 ℃。两种方法相比 , 改动分馏塔不但投资 大 , 效果也不明显 ; 改动汽提塔投资小 , 效果显著。
4 塔板水力学分析
411 塔板工艺结构及流体力学核算 根据分馏塔的结构特点 , 将其分为 6 段 , 每段
模 拟 处 理 能 力 约 为 75415kt/ a , 掺 渣 比 16182 % , 分馏塔系统操作条件见表 1 。
表 1 分馏塔系统操作条件
项 目
干气流量 4367 kg·h - 1 酸性气流量 377 kg·h - 1 液化气流量 12 300 kg·h - 1 稳定汽油流量 45 083 kg·h - 1 轻柴油流量 29 592 kg·h - 1 回炼油流量 16 000 kg·h - 1 油浆流量 1 745 kg·h - 1 反应油气入口温度 50214 ℃ 分馏塔顶温度 12711 ℃ 塔顶冷回流温度 3415 ℃ 顶循环返塔温度 7518 ℃ 一中返塔温度 16810 ℃ 二中返塔温度 20216 ℃ 油浆上返塔温度 25111 ℃
顶回流
轻柴油
一中回流段
(第四层塔板)
171714
97382
1158 61050 111077 01055 21743 018 111208 018214 319513 316072 47117 91151 104148 21195 0100042 21193 217194 53102 8116
(第八层塔板)
取一典型塔板 , 利用 Aspen Plus 模拟的物流数据 、 物性参数进行水力学核算 , 结果见表 3 。 412 塔板负荷性能图
舌形塔板属于气液并流喷射型塔板 , 其负荷性 能图与普通塔板不同 , 是以液相流量和动能因子表 示适宜的传质操作区[4 ] 。
· 99 0 · 化 工 进 展 2003 年第 22 卷
(3) 粗汽油的干点与柴油的初馏点标定值相差 20 ℃, 模拟值相差 18158 ℃, 重叠较大 , 说明塔 的分离效果不佳 , 在柴油抽出板与一中回流之间增 加理论板或轻柴油汽提塔增加塔板均可改善分离效 果 。通过模拟计算 , 前一种方法增加 5 层理论板 , 温度重叠减小 2155 ℃; 增加 10 层理论板 , 温度重
杨 科
(扬子石油化工设计工程有限责任公司 , 南京 210048)
摘 要 应用 ASPEN PL US 软件对催化裂化分馏单元进行模拟 , 获得了与现场标定一致的数据 。根据计算结 果 , 对分馏塔操作中存在的问题做出分析 , 提出解决方案 , 同时进行了主分馏塔的水力学核算 。结果表明 , 对 分馏塔做局部改造将能更好地满足目前及今后 110 Mt/ a 生产能力的要求 。 关键词 Aspen Plus , 流程模拟 , 恩氏蒸馏 , 水力学核算 , 催化裂化装置 中图分类号 TE 62414 + 1 文献标识码 A 文章编号 1000 - 6613 (2003) 09 - 0988 - 04
顶回流段
(第三层塔板)
156373 236327 1008 51829 11465 01055 21962 019 112020 017822 511120 319464 53175 114155 175175 109188 0100022 13151 400118 118165 8173
表 3 主分馏塔水力学核算
对塔底循环回流 , 许多设计按回炼油抽出板下 的内回流为零设计 , 某些设计在此处也保留少量的 内回流 , 以减少回炼油中的金属含量 。为了简化模 型 , 模拟以内回流为零考虑[2 ] 。
计算分馏 塔 板 效 率 取 70 % , 共 有 理 论 板 21 块 。轻柴油汽提塔实际塔板 4 块 , 板效率取 50 % , 理论板为 2 块 。模拟将分馏塔与轻柴油汽提塔作为 一个整体 , 选用 COL UMNS - PETROFRAC - FCC 模块 。由于反应油气中的氢含量高 、含有大量的 水, 且分馏塔各产品的沸程较宽, 所以采用 GRA YSON 物性选择集[3 ] 。 21212 物流数据
夹带的固体粉末淋洗下来以避免上部塔板结焦 , 并 控制残炭指标 。