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焦化富气的流程模拟和改进
摘 要
在石油加工过程中产生的碳二组分（C2）、液化气组分（LPG）等组分，加以回收会对经济效益和社会效益产生很大的影响。各炼油厂近年来逐渐对C2、LPG等有用组分的回收技术进行改造,通过采用新工艺和新型催化剂，使产气率大幅度提高，取得了显著的经济效益。
某厂采用吸收稳定系统回收焦化富气，由于扩产原因，该厂存在着严重的“干气不干”问题。主要表现在两方面：1、该吸收稳定系统产出的干气中LPG组分严重超标，干气中LPG浓度平均在10%左右，远超过设定浓度指标，导致液化气损失增大。2、解析塔底富液中C2含量超标，导致稳定塔塔顶产生大量不凝气。稳定塔顶不凝气流量约1700Nm3/h，含有大量的LPG组成，返回压缩机前入口，增加了整个系统的负荷，进一步导致干气不干的现象。所以有必要对该系统进行改进以克服以上问题。
本文采用HYSYS模拟软件，对该富气吸收稳定流程进行流程模拟和流程改进，并通过流程调整，确定优化流程。本论文在模拟原流程的基础上，采用了低温/冷凝-精馏过程改进原流程，使干气中碳三以上组分（C3+）含量降至5%；针对减少干气中LPG的损失率、增加C2的吸收率的目标，确定解吸塔的塔底温度控制在160℃为宜；针对C2作为产品从新增精馏塔产出的要求，为提高C2和LPG在新增塔的收率，优化新流程，吸塔塔底温度控制在155℃为宜，经济性显著增加。

关键词：焦化富气；干气回收；延迟焦化；HYSYS模拟

II
目 录
摘 要 I
第1章 引 言 1
1.1 焦化富气回收流程改进及模拟的重要意义 1
1.2 国内外的发展状况 2
1.3 国内外发展状况 3
1.3.1 各公司发展现状 3
1.3.2 中国石油加工工艺技术的发展 5
1.3.3 延迟焦化 5
1.4 焦化富气处理系统 7
1.4.1 焦化富气 7
1.4.2 吸收稳定系统 7
1.4.3 吸收稳定过程同传统吸收过程比较 9
1.4.4 选择适当的吸收条件 9
1.4.5 解吸塔的进料方式 10
1.4.6 控制合适的解析温度 10
1.4.7 分析吸收和解析过程 11
1.4.8 焦化产品的介绍 12
1.5 HYSYS的介绍 12
1.5.1 HYSYS模拟计算系统的特点和功能 13
1.5.2 HYSYS模拟计算系统的主要物性计算方法 15
1.5.3 HYSYS模拟计算系统中的不足 16
1.6 设计的总体构想 16
第2章 流程模拟 18
2.1 设计任务 18
2.2 原流程图的介绍 18
2.2.1 原流程的设计参数 20
2.3 新流程的介绍 28
2.3.1 经济评价 31
2.3.2 环境影响 31
第3章 流程的优化 32
3.1 优化干气组分 32
3.1.1 参数调节对系统的影响 32
3.1.2 结果分析 43
3.2 优化C2、LPG的收率 44
3.2.1 参数对系统的影响 44
3.2.2 结果分析 50
结 论 51
参 考 文 献 52
致 谢 53

IV
编号：
时间：2021年x月x日

书山有路勤为径，学海无涯苦作舟
页码：第52页 共56页

第1章 引 言
1.1 焦化富气回收流程改进及模拟的重要意义
炼油工业中，延迟焦化是一个重要的原油二次加工过程。吸收-稳定过程在催化裂化中的作用是将富气、粗汽油分离成干气、液化气和蒸汽压合格的稳定汽油。各炼油厂近年来逐渐对反应-再生系统进行技术改造，通过采用新工艺和新型催化剂，使产气率大幅度提高，取得了显著的经济效益。与此同时，各炼厂还试图进一步提高催化加工量，由于产气量和处理量的增加，吸收-稳定系统往往不能适应这种变化，取得更大的经济效益和社会效益[1]。
近年来，为了面向市场需求进一步提高产品的综合经济效益，又以生产液化石油气和柴油为主要产品的生产方案组织生产，要求熄灭火炬，减少干气中C3 及其较重组分(C3 及其较重组分含量≯3 %(V) )。这就要求吸收稳定系统必须进行优化操作技术，优化控制条件，以增加目的产品，最大限度的节能增产，提高经济效益。
焦化富气回收流程，加工催化裂化分馏塔塔顶油气分离器的粗汽油和富气，将干气(C2和C2以下) 分离，得到蒸汽压满足要求的汽油和残留物指标合格的液化气。为了保证产品质量和平稳操作，吸收稳定系统需达到以下指标：①干气尽可能干，C3含量不大于3%(体积分数) ; ②液化气中C2 含量不大于2 %(体积分数) 。
以往，我们比较注重系统操作对总液收(汽油+ 柴油+ 液化气收率) 的影响，忽视了吸收稳定系统的操作对于总液收的影响。事实上，吸收稳定系统不仅决定汽油、液化气的产品质量，而且对装置液收有一定影响.主要是干气带走C3 及其以上组分， 所谓干气“不干”， 其对装置液收的影响没有引起足够的重视。
某厂从目前现场运行数据显示，由于实际操作中的富气和粗汽油的处理量远大于设计能力，导致吸收塔，解析塔的分离效率远低于设计值，虽将塔板形式进行了改进，仍达不到理想的效果。目前系统效果差主要表现在两方面：1、干气不干，该吸收稳定系统产出的干气中液化气（LPG）组分严重超标，干气中LPG浓度平均在10%左右，远超过设定浓度指标。2、解析塔底富液中C2含量超标，导致稳定塔塔顶产生大量不凝气。稳定塔顶不凝气流量约1700Nm3/h，含有大量的LPG组成，返回压缩机前入口。所以，需对该厂的装置进行改造。
1.2 国内外的发展状况
石油加工工艺的研究可以追溯到19世纪90年代，当时炼油界先驱者McAfee在实验室发现采用三氯化铝作催化剂可以促进裂化反应，从而提高汽油产率。Gulf石油公司据此于1915年建立了第一套工业化装置。
采用固体酸性催化剂的Huodry催化裂化工艺的开发是炼油技术中的一个空前成就。美国的Vacuum石油公司利用这一技术于1931年建成3500t/a的中型装置，取得了工业化数据。1936年4月6日，第一套100kt/a的固定床催化裂化工业装置开始运转。固定床催化裂化存在无法克服的缺点:设备结构复杂，操作繁琐，控制困难。为克服固定床工艺的缺点，实现催化剂在反应和再生操作之间的循环，移动床催化裂化工艺应运而生[2]。
1948年HPC公司开发了Huodriflow移动床催化裂化过程，并于1950年投产了第一套350kt/a工业化装置。其主要特点是反应器放在再生器顶部。
然而移动床忽视了催化剂颗粒过大带来的传质阻力，因此被流化催化裂化逐渐取代。流化催化裂化的开发最初是从螺旋输送粉剂这一开发项目开始的，粉剂的应用是发明流化催化裂化和各种流化床的关键。
早在本世纪二十年代，美国麻省理工学院的W.K.Lewis就提出“利用磨粉催化剂沉降分离的特性，采用一种密相流化床”。第一套工业流化催化裂化装置于1942年建成投产，到1952年W型流化催化裂化装置投产。
50年代前后不少大的石油公司推出了自己的两器配置形式，使采用密相流化床反应器的催化裂化技术趋向成熟。
50年代中期，UOP公司就推广直提升管高低并列式装置设计，这种装置已接近于现代的提升管装置，它可采用密相操作，也可以在催化剂床层低到汽提段内的情况下操作。随着沸石催化剂的推出，这种型式演变成全提升管催化裂化工艺[3]。
1.3 国内外发展状况
1.3.1 各公司发展现状
1）Kellogg公司
重油催化裂化(HOC)是Kellogg公司推出的技术，这种装置和垂直外提升管经横管与分离器相通，出口有粗旋风分离器。再生器装有内取热盘管和外取热器。
2）UOP公司
UOP公司设计的高效再生流化催化裂化装置特点是:提升管出口装有催化剂和油气的快速分离设施，减少其接触时间，降低反应器内旋风分离器的催化剂负荷;形状独特的快速床再生器(烧焦罐)能使空气和催化剂接触良好，大幅度地提高了烧焦强度;这种装置减少了催化剂藏量，为维持催化剂活性所需加入的新鲜催化剂量可以减少。
RCC技术也是以UOP公司为主开发的一种工艺。其技术特点是:再生器为两段逆流再生，第一段采用逆流烧焦不完全再生，焦炭中的全部氢和80%一90%的碳被烧掉。第二段采用高氧完全再生，使再生催化剂含炭量降低;催化剂上的重金属是通过高温烃类气流和水蒸汽作用而达到钝化的；采用新的雾化喷嘴，较低的反应压力，注入稀释剂，尽量缩短反应时间，以减少生焦，提高液体产品收率;提升管出口设有效果较好的弹射式快分，减少二次反应；再生器设置有下流式外取热器。
90年代初UOP公司又推出了CCC工艺(可控制的催化裂化)。可控制的催化裂化集工艺设计、催化剂配方和工艺操作条件之大成，以生产质量最好的产品。
3）Shell石油公司
投产的第一套重油催化裂化装置特点为:采用高效进料催化剂混合系统以及短接触时间的提升管反应器，使之降低焦炭和气体生成量，同时使用了钝化剂;采用分段汽提，包括从分离出来的催化剂中迅速汽提出烃类和第二段汽提器中高效地解吸出剩余的烃类;采用高效再生器限制焦炭的放热量，允许热量以C0的形式传递给C0锅炉;采用性能可靠的取热器，调节装置的热平衡。
4）Stone&Wbester公司
建成投产的重油催化裂化装置，增设了第二再生器，掺炼渣油的比例提高到30%一40%。1982年又将同轴式催化裂化装置改成重油催化裂化工艺，新设叠置式两段再生器及反应器，采用了先进的进料喷嘴及其它技术成果特点有：
(1)认为原料中的残炭与生焦率无关，当处理残炭原料时，生焦率为6%一7%，装置不设取热设施。
(2)采用两个再生器进行再生。催化剂从第一再生器到第二再生器，两个再生器的烟气自成系统。第二再生器的旋风分离器设在器外，再生器内无其它构件，可承受高温。
(3)使用金属钝化剂，效果较好。
(4)要求原料中氢含量在12%较好，最低为8%。
(5)使用了高效雾化喷嘴。
(6)推荐采用超稳沸石(USY)催化剂。
5）其他公司
Lumus公司开发的催化裂化装置1998年已有13套建成投产。在设计中采用了先进的反应系统和高效催化剂汽提器，以及专有的进料喷嘴。再生系统为快速床单段再生。
一种采用被称为下一代催化裂化(NExcc)技术的催化裂化装置在芬兰的Nesteoy公司实现工业化，它采用两个组合的循环流化床反应器，其中一个作为裂化反应器，另一个作为催化剂再生器，两个流化床反应器同用一个承压外壳，并且裂化反应器放在再生反应器之内。另外，用多入口旋分器取代了常规旋分器[4]。
NEXCC装置的反应温度为600~650℃，汽油和轻烃产率可达85%～90%，设备尺寸只有同等规模的催化裂化装置的三分之一左右，建设费用估计低40%～50%。
1.3.2 中国石油加工工艺技术的发展
1965年5月5日，我国第一套流化催化裂化装置在抚顺石油二厂建成投产，处理量为0.6Mt/a，两器型式采用同高并列式。
1977年12月，在洛阳石油化工工程公司(LPEC)实验厂建成投产了我国第一套50kt/a同轴式器内两段再生的催化裂化装置。
1978年武汉石油化工厂(0.6Mt/a)、乌鲁木齐石油化工总厂(0.6Mt/a)和镇海石油化工总厂(1.2 Mt/a)相继建成高低并列式提升管催化裂化装置。
北京设计院和荆门石油化工总厂合作把该厂原有的催化裂化装置改造成提升管快速床再生催化裂化装置，采用了具有外循环管的烧焦罐，取得了很好的效果。
为了进一步增加再生系统的处理能力，洛阳石油化工工程公司为高桥石油化工公司炼油厂和锦州炼油厂的装置改造设计中采用了后置烧焦罐式的两段再生，提高了装置处理能力。我国原油大多偏重，因此，重油催化裂化早就引起我国炼油界的重视。大庆常压渣油催化裂化技术的攻关成功，推动了我国渣油催化裂化技术的发展，并且已扩展应用于其它原油的常压渣油和高残炭原料。我国渣油催化裂化技术，经过多年的研究和生产实践，已经掌握了原料雾化、内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化、催化剂预提升等整套渣油催化裂化的基本技术，同时系统地积累了许多成功的操作经验[5]。
1.3.3 延迟焦化
延迟焦化与热裂化相似，只是在短时间内加热到焦化反应所需温度，控制原料在炉管中基本上不发生裂化反应，而延缓到专设的焦炭塔中进行裂化反应，“延迟焦化”也正是因此得名。延迟焦化装置主要由8个部分组成：（1）焦化部分，主要设备是加热炉和焦炭塔。有一炉两塔、两炉四塔，也有与其它装置直接联合的。（2）分馏部分，主要设备是分馏塔。（3）焦化气体回收和脱硫，主要设备是吸收解吸塔，稳定塔，再吸收塔等。（4）水力除焦部分。（5）焦炭的脱水和储运。（6）吹气放空系统。（7）蒸汽发生部分。（8）焦炭焙烧部分。国内选定炉出口温度为495～500℃，焦炭塔顶压力为0.15～0.2 Mpa。
延迟焦化原料可以是重油、渣油、甚至是沥青。延迟焦化产物分为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。对于国产渣油，其气体收率为7.0～10%，粗汽油收率为8.2～16.0%，柴油收率为22.0～28.66%，蜡油收率为23.0～33.0%，焦炭收率为15.0～24.6%，外甩油为1～3.0%。焦化汽油和焦化柴油是延迟焦化的主要产品，但其质量较差。焦化汽油的辛烷值很低，一般为51～64（MON），柴油的十六烷值较高，一般为50～58。但两种油品的烯烃含量高，硫、氮、氧等杂质含量高，安定性差，只能作半成品或中间产品，城经过精制处理后，才能作为汽油和柴油的调和组分。焦化蜡油由于含硫、氮化合物、胶质、残炭等含量高，是二次加工的劣质蜡油，目前通常掺炼到催化或加氢裂化作为原料。石油焦是延迟焦化过程的重要产品之一，根据质量不同可用做电极、冶金及燃料等。焦化气体经脱硫处理后可作为制氢原料或送燃料管网做燃料使用[6]。
正是由于延迟焦化的上述优点，使得延迟焦化在我国得到了迅速的发展，这主要是因为：（1）延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾的有效手段。这是由于我国原油普遍偏重，且含蜡量高，柴油的收率低，国内原油的柴油馏分收率比国外原油平均低5～7百分点。因此目前我国每年大约进口80×104t柴油，同时不得不出口30×104t汽油，以求国内供需平衡。其次是由于我国炼油企业二次加工均以催化裂化为主，柴汽比低（延迟焦化为1.94，催化裂化为0.56），因此发展延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾，增产柴油的有效办法。（2）延迟焦化与加氢裂化相比，延迟焦化尽管存在轻质油产品安定性差、操作费用低（加工费约为加氢裂化操作费用的1/2～1/3），使其具有较强的竞争力。
由于延迟焦化具有投资少，操作费用低，转化深度高等优点，延迟焦化已发展成为渣油轻质化最主要的加工方法之一。因此，在目前我国资金紧张，轻油产品尤其是柴汽比供需矛盾突出的情况下，延迟焦化是解决这一矛盾的较理想的手段之一[7]。
由于延迟焦化工艺原料适应范围广、轻油收率高、投资和操作费用低，已成为当今石油加工的主要手段。根据2003 年美国SFA 太平洋公司统计，世界渣油加工能力约占原油一次加工能力的20%，其中焦化加工能力占渣油加工能力的31%， 热裂化和减黏裂化占26%，渣油加氢占17%， 渣油催化裂化占24%， 剩余为溶剂脱沥青。可见延迟焦化是世界上最主要的加工工艺之一。随着原油供应的劣质化、重质化，我国延迟焦化加工能力不断增加主要是因为：（1）延迟焦化是解决柴汽比供需矛盾的有效手段（2）延迟焦化与加氢裂化相比，延迟焦化尽管存在轻质油产品安定性差、操作费用低（加工费约为加氢裂化操作费用的1/2～1/3），使其具有较强的竞争力。1995年我国延迟焦化装置加工能力1348万吨，1999年达到2063万吨，2006 年超过5000万吨，预计2010年将达到7000万吨。2006年延迟焦化加工能力已经远远超过催化裂化加工渣油3500万吨的能力，位居国内渣油加工首位[8]。
1.4 焦化富气处理系统
1.4.1 焦化富气
石油产品经延迟焦化，从催化分馏塔塔顶将流出粗汽油和焦化富气。其中焦化富气中含有大量的甲烷、乙烷等有用物质。经加工可以得到焦化干气、液化石油气等有用物质。
1.4.2 吸收稳定系统
吸收稳定系统是催化裂化装置中的后处理部分，它将来自催化分馏塔顶的粗汽油和富气加工成干气、液化气和稳定汽油产品。吸收稳定系统的任务是以压缩富气中生产质量合格的稳定汽油，液化石油气和干气。其主要控制指标是稳定汽油的蒸汽压、干气中的C3 及其较重组分的含量≯3 % ，以及液化石油气中的硫化氢含量。
各种气体在液体中都有一定的溶解度， 当气体和液体接触时，气体溶解于液体中的浓度逐渐增加直至饱和。当溶质在气相中的分压大于它在液相中的饱和蒸气压时， 此压力差即是吸收过程的推动力; 反之，溶质自液相逸入气相时， 即为解吸过程。
八十年代对吸收稳定提出如下技术指标：
(1)干气中C3含量为3%(V/V);
(2)液化气中C2含量为3% (V/V);
(3)正常操作条件下停出不凝气，并使C3回收率达92%以上，C4回收率达97%以上[9]。
吸收解吸系统的工艺流程经历了两个主要的发展阶段: 单塔流程阶段和双塔流程阶段。单塔流程即吸收、解吸两个相反的过程在同一塔内进行，由于相互影响，操作难以稳定，分离效果差[10]。
60年代，国外开始出现双塔流程工艺，70年代末国内新建的催化裂化装置也陆续采用了这一工艺。同时，对已有装置进行改造时也纷纷将单塔流程改为双塔流程。该工艺的特点是:吸收、解吸两个工艺过程分开进行，解吸气、富吸收油经冷却后同时进入汽液平衡罐，与压缩富气接触，进行两相间的传热、传质操作。这样，汽液平衡罐相当于一块理论板，在提高吸收效果的同时，使解吸塔的操作更易于调节，乙烷解吸率提高。并且由于吸收塔气相进料因温度下降而相应减少，因而相对减少了吸收剂用量和吸收塔与稳定塔的负荷。
进入90年代，国内一些炼厂对吸收解吸系统的改造及研究侧重于用规整填料替代浮阀塔板、优化换热流程、解吸塔双股进料和解吸塔低温进料。
吸收稳定特点：
(1) 压力越高对吸收越有利，但压力增至一定后，对提高吸收率的作用并不显著，反而会明显地增加气体压缩所需的动力消耗。
(2) 温度对吸收效率的影响很大，温度愈低，效率愈高。为了降低吸收温度， 通常设置中间冷却器，从吸收塔中部移出吸收过程产生的热量。
(3) 理论塔板数越多，越有利于达到吸收和解吸的气液相平衡，但工程投资也越大。
其中富气吸收稳定装置流程主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成。
目前生产中使用的单塔流程， 其特点为：富气经压缩冷却后，在平衡罐分为气液两相， 分别进入吸收段和解吸段。吸收段底部富吸收油直接进入解吸塔段， 解吸段顶部的解吸气直接进入吸收段。这种单塔流程吸收效果最差[11]。
1.4.3 吸收稳定过程同传统吸收过程比较
利用传统吸收工艺分离干气中H2S的过程中，H2S在胺液中溶解度较干气中其他烃类组分大得多，在吸收塔底得到富胺液(H2S富集，烃类含量很低)，塔顶得到净化干气。富胺液经过一个低压闪蒸罐就可以将胺液中溶解的少量烃类脱除。富胺液进人再生塔再生得到贫胺液和H2S气体。也就是说传统吸收操作过程是:吸收塔(或加闪蒸罐)、再生塔。
富气中C2与LPG组分的分离采用吸收稳定工艺，富气进人吸收解吸系统得到C2组分(干气)和脱乙烷汽油。然后在稳定塔内用分馏工艺将稳定汽油与LPG分离，稳定塔即是吸收剂的再生塔。催化裂化富气分离流程是:吸收解吸系统一稳定塔(吸收剂再生塔)。
相比于分馏过程中气液相之间的双向传质，传统吸收的操作中主要进行的是气相到液相的单向传质。富气吸收塔采用汽油作为吸收剂，必须有一个配套的解吸C2组分的解吸塔，以及设置解吸气返回吸收塔流程，是由于汽油对C2和C3等组分吸收的选择性不很高的物性所决定的。因此，吸收解吸系统在压缩富气中C2:与LPG组分和分离过程中起到类似传统吸收过程单独的吸收塔(或加闪蒸罐)的作用。通过解吸气不断在吸收和解吸之间循环实现选择性吸收，弥补吸收剂对气相各组分吸收选择性差的缺陷，以完成有效的分离过程[12]。
1.4.4 选择适当的吸收条件
在吸收压力不变的情况下，吸收温度是影响吸收效果的重要因素。吸收温度低，气体溶质溶剂度大，吸收速度快，有利于提高吸收率。降低循环水的温度，增加吸收塔一中、二中回流，兼顾气压机工况与能耗，控制粗汽油冷后温度在40～45 ℃，控制稳定汽油温度，都可以控制吸收温度。控制贫吸收油温度， 使再吸收塔温度不大于45 ℃，保证再吸收塔的吸收效果。
保证足够的油气比。油气比是指吸收油(粗汽油与补充吸收剂) 量与进塔的压缩富气量之比。当催化装置的处理量与操作条件一定时，吸收塔的进气量基本不变，分馏来粗汽油量基本不变，油气比的大小就取决于补充吸收剂的量，增加补充吸收剂量，油气比增加，吸收推动力大，有利于吸收。通常可认为压缩富气的密度是2kg/ m3 ，一般吸收油与压缩富气的重量比约为2，由压缩富气量就可以推算出合适的补充吸收剂量;还有一种算法是补充吸收剂量和粗汽油量之比为0.7～1.3[13] 。
1.4.5 解吸塔的进料方式
解吸塔按进料方式可有以下几种 ：
（1）热进料料方式通过凝缩油与稳定汽油换热后进人解吸塔。优点是可以减少塔底再沸器热负荷但解吸气量较大，增大了吸收系统的负荷及冷却负荷， 使吸收效果差。
（2）冷进料方式进料不预热进入。优点是解吸气较少，吸收效果好缺点是解吸塔底再沸器所需热量增加。
（3）冷热双股进料方式：凝缩油分为冷热两股， 冷热进料分别进入到解吸塔顶部和中上部。该流程在一定程度上综合了冷、热进料的优点。
（4）中间换热流程采用冷凝缩油直接进解吸塔顶部， 在解吸塔中部设置一个利用稳定汽油热源的中间再沸器， 避免双股进料流程存在轴向传质返混问题， 更充分结合了冷、热两种进料方式的优点。塔底再沸器热负荷与热进料接近， 吸收效果及吸收系统冷却负荷与冷进料几乎相同[14]。
1.4.6 控制合适的解析温度
控制合适的解吸温度，不仅能保证稳定塔的平稳操作，保证液化气中的C2 含量不大于2 %(体积分数)，对于保证吸收塔的吸收效果有重要的意义。因为本装置吸收、再吸收塔的负荷以至设计极限，解吸温度高，富气量多，就会影响吸收和再吸收塔的吸收效果，所以解吸温度不宜太高。另外，反再系统操作条件变化，影响气体组成变化，解吸温度应作适当调整。实践证明，热旁路控制阀可以完全关闭，稳定塔操作压力由解吸塔的底温控制，这样既能保证液化气中的C2 含量不超标，也能使干气中的C3 及以上组分含量尽可能低，在一定程度上提高总液收。
1.4.7 分析吸收和解析过程
吸收解吸系统进行分离的关键组分是C2/C3，若将C2/C3分离改用蒸馏操作，根据蒸馏分离原理，在塔顶C2必须使组分冷凝成液相，因而需要更高的压力及进行深度冷冻” 。这里，前面第一句对关键组分的认定是对的，后面见解就值得商榷了。从理论和数据两方面进行。
第一， 从蒸馏基本理论进行分析。也即根据分离原理以及相平衡的基本知识进行分析。采用油吸收蒸馏塔替代吸收塔，只要压力相同，塔顶采出物料组成基本相同， 其塔顶温度应当是差别不大的。根据相律，自由度等于组分数减相数加。对于二元气液平衡体系，自由度为2。也即只要压力、组成一定，温度就一定多元体系自由度大一些，但近似来看， 若压力一定、轻重关键组分浓度相近， 其平衡温度也会大致接近的。新老两种流程，塔的操作压力相近，贫气组成类似， 因而两种流程塔顶气相采出温度也是相近的，根本无需使大量C2组分冷凝成液相。此外，需要着重指出的是新流程所提出的蒸馏塔不同于常规蒸馏塔，而是油吸收蒸馏塔，由于补充吸收剂作为重组分从塔顶加入，较大的改变了塔顶的相平衡，因而塔平衡温度并不会很低。
第二， 从具体模拟数据分析。对国内套不同规模的催化裂化生产装置吸收稳定系统进行过新流程与现有流程的模拟计算和比较工作，模拟结果均表明新流程要优越得多。新老流程塔顶压力、温度相近，液相中摩尔分数都在6％～4％， 这说明上述理论分析是正确的。新老流程粗汽油和补充吸收剂的进料温度均为40℃，老流程塔顶无冷凝器，由于吸收热的影响，塔顶温度较高为45.5℃ 新流程塔顶设冷凝器， 冷后温度可以降到39.8℃，该温度水冷即可达到，在工程实施上无任何困难。贫气可以降到较低温度也是新流程的优点之一。
1.4.8 焦化产品的介绍
干气是以甲烷为主，同时含有氢气、C2和少量的一氧化碳等，是易燃易爆的窒息性气体，比重比空气轻，极易燃烧。
液化石油气(LiquefiedPetroleumGas，简称LPG)主要组分是丙烷（超过95%），还有少量的丁烷。LPG在适当的压力下以液态储存在储罐容器中，常被用作炊事燃料。在国外，LPG被用作轻型车辆燃料已有许多年。
稳定汽油，化工过程中蒸出的，脱去C3和C4的气态烃类汽油。
1.5 HYSYS的介绍
Hyprotech 公司创建于 1976 年，是世界上最早开拓石油、化工方面的工业模拟、仿真技术的跨国公司。其技术广泛应用于石油开采、储运、天然气加工、石油化工、精细化工、制药、炼制等领域。它在世界范围内石油化工模拟、仿真技术领域占主导地位。 Hyprotech 已有 17000 多家用户，遍布80多个国家，其注册用户数目超过世界上任何一家过程模拟软件公司。目前世界各大主要石油化工公司都在使用 Hyprotech 的产品，包括世界上名列前茅的前 15 家石油和天然气公司，前 15 家石油炼制公司中的 14 家和前 15 家化学制品公司中的 13 家。
化工流程模拟软件是由化学工程、化工热力学、系统工程、计算方法及计算机技术等多学科理论在计算机上实现的综合模拟系统。人们为了分析实际工况，找出最佳的操作条件，不得不冒极大的风险用实际装置做试验，而得到的只是某些特定条件下的回归公式。动态软件将时间变量引入系统，即系统内部的性质随时间而变。它将稳态系统、控制理论、动态化工、热力学模型及动态数据处理有机地结合起来，通过求解巨型常微分方程组进行动态模拟。这种软件要求计算机具有强大的计算功能及多任务操作系统，过去只能在大型机上运行，且因操作复杂，只能少数人享用。
HYSYS因其先进的集成式工程环境、强大的动态模拟功能、内置人工智能、数据回归包等一系列特点而广泛应用于化工过程的模拟计算中。现已经成为世界上最先进的化工模拟软件之一，它具有操作简单、功能强大、模拟精确等优点，是模拟复杂化工过程的重要工具。
HYSYS以具有十几年世界各地化工、石油领域的应用历史的HYSIM为坚实基础。HYSYS包含更多、更复杂的物性计算包及单元操作[14]。为了能更快速、准确地得到计算结果，增加了强大的初始化及快速迭代计算工具。同时还增加了系统优化、反应蒸馏、先进的变量计算表、用于控制研究的控制器和传递函数发生器。利用HYSYS的功能即可完成对焦化富气回收流程改进的模拟。
1.5.1 HYSYS模拟计算系统的特点和功能
HYSYS模拟计算系统具有如下特点和功能：
最先进的集成式工程环境：在这种集成系统中，流程、单元操作是互相独立的。流程只是各种单元操作这种目标的集合，单元操作之间靠流程中的物流发生联系。在工程设计中稳态和动态使用的是同一个目标，然后共享目标数据，不须进行数据传递。因此在这种先进且易于使用的系统中用户能够得到最大的效益，对复杂的工艺流程往往要分成几个部分模拟。
强大的动态模拟功能：动态模拟的方法及过程是流程稳态模拟收敛后，首先定义单元操作的动态数据（如分离器的几何尺寸、液位高度等），安装控制仪表，然后就可以进入动态，开始动态模拟。动态模拟过程中，可以随时调整温度、压力等各种工艺变量（这就是Windows的多任务），观察它们对产品的影响以及变化规律。还可以随时停下来，转回静态。
干板开车：任何容积式设备都可以在没有物料的条件下开车启动。分馏塔的干板开车（尤其是分凝器塔）是动态模拟技术中的一大难题。HYSYS能实现这一功能，这对装置开工方案的研究有着十分重要的意义。
内置人工智能：在系统中设有人工智能系统，在所有过程中都能发挥非常重要的作用。当输入的数据能满足系统计算要求时，人工智能系统会驱动系统自动计算。当数据输入发生错误时，该系统会告诉你哪里出了间题。
数据回归包：数据回归整理包提供了强有力的回归工具。用实验数据或库中的标准数据，通过该工具用户可得到焓、气液平衡常数K的数学回归方程（方程的形式可自选）。用回归公式可以提高运算速度，在特定的条件下还可提高计算精度。
物性计算包：HYSYS提供了一组功能强大的物性计算包，它的基础数据来源于世界富有盛名的物性数据系统，并经过严格的校验。这些数据包括16000个交互作用参数和1500多个纯物质数据。
物性预测系统：对于HYSYS标准库没有包括的组分，可通过定义假组分，然后选择HYSYS的物性计算包自动计算基础数据。
事件驱动：在研究方案时，须要将许多工艺参数放在一张表中。当变化一种或几种变量时，另一些也要随之而变，算出的结果也要在表中自动刷新。这种几处显示数据随计算结果同时自动变化的技术就叫事件驱动。通过这种途径能使工程师对所研究的流程有更彻底的了解。
DCS接口：HYSYS通过动态链接库DLL与DCS控制系统链接。装置的DCS数据可以进入HYSYS，而HYSYS的工艺参数也可以传回装置。
工艺参数优化器：软件中增加了功能强大的优化器，它有五种算法供您选择，可解决无约束、有约束、等式约束及不等式约束的问题。其中序列二次型是比较先进的一种方法，可进行多变量的线性、非线性优化，配合使用变量计算表，可将更加复杂的经济计算模型加入优化器中，以得到可获最大经济效益的操作条件。
夹点分析工具：利用HYSYS的夹点分析技术可对流程中的热网进行分析计算，合理设计热网，使能量的损失最小。
方案分析工具：某些变量按一定趋势变化时，其他变量的变化趋势如何，了解这些对方案分析非常重要。
各种塔板的水力学计算：HYSYS增加了浮阀、填料、筛板等各种塔板的计算，使塔的热力学和水力学同时解决。
任意塔的计算：以前接触的软件中所有分馏塔都是软件商提供的一个最全的塔，然后让用户自己选择保留部分。在HYSYS中，由于采用了面向目标的编程工具，塔板、重沸器、泵、回流罐等都是相互独立的目标，人们可以任意组合这种目标，而完成各种各样的任意塔，十分方便。
非序贯模拟技术：序贯模拟是指模拟软件中的各种单元操作入口和出口是固定的，即数据不能在出口给定，而反算入口的状态，即所谓的倒推式计算，由于HYSYS系统中的物流是智能的，物流的数据是可以沿任意方向传递的，所以就可以完成倒推式计算，这就是非序贯模拟技术，这种方法最普遍的实例之一就是在计算火炬放空系统中，已知尾部压力而倒推出上游应具有的压力。
1.5.2 HYSYS模拟计算系统的主要物性计算方法
正确选取物性计算方法，对流程模拟的准确性和可靠性起着至关重要的作用。在实际工厂流程模拟中，对于不同的物系应选用与之相对应的物性计算方法，才能得到与实际工况比较接近的计算结果，这样建立起的模拟平台才是可靠和有意义的。HYSYS可提供的物性计算方法有很多，鉴于石化工厂分离组分繁杂，气液平衡数据匮乏的情况，采用HYSYS提供的灵活可预测性的状态方程集。HYSYS模拟系统的热力学方程有：Peng Robinson方程、PRSV方程和Sour PR方程等20余种热力学方程。该集主要针对于极性和非极性及轻气相的混合物。这些方法对高温、高压，混合物接近临界点，和液－液高压分离的情况均能适用。HYSYS中物性包的应用可以预测理想和非理想状态下各种混合物的物性。HYSYS提供的方程（PR和PRSV）应用于严格的烃类处理系统、重烃系统的蒸汽压力模型、蒸汽相关性用于预测实际蒸汽物性等实际化工系统中的模型。所有这些方程有他们固有的限制条件，用户可以根据具体条件选择方程。
1.5.3 HYSYS模拟计算系统中的不足
目前困扰气体膜分离的重要问题是模拟计算。膜分离流程的设计和运行需要通过模拟计算的指导，因此就需要应用到化工模拟计算软件的辅助。HYSYS因其先进的集成式工程环境、强大的动态模拟功能、内置人工智能、数据回归包等一系列特点而广泛应用于化工过程的模拟计算中。现已经成为世界上最先进的化工模拟软件之一。
对于气体膜分离过程的模拟中必须包括一些设计参数，例如原料的流量、膜两侧的压力、各组分的摩尔分率、温度、膜面积、渗透系数以及膜组件的种类等等。因此，这就要求模拟计算系统具有非常强大的能量、动量以及质量衡算功能。HYSYS模拟系统具有数据回归整理包，提供了强有力的回归工具。用实验数据或库中的标准数据，用户可以选择适用于计算特定条件下的焓、气液平衡常数K等数学回归方程。用这些回归方程不但可以提高运算速度，而且在特定的条件下还可提高计算精度。HYSYS模拟系统还提供了一组功能强大的物性计算包，它的基础数据来源于世界富有盛名的物性数据系统，并经过严格的校验。这些数据包括16000个交互作用参数和1800多个纯物质数据，其物性预测系统包括了绝大部分现有物质的物性数据，对于HYSYS标准库没有包括的组分，可通过定义组分，然后选择HYSYS的物性计算包自动计算基础数据[15]。
因此，HYSYS动态模拟系统具有膜分离过程模拟计算的条件。但是，由于膜分离操作是较新的化工单元操作，人们对它在HYSYS中模拟计算问题研究的还比较潜。到目前为止尚未见到HYSYS模拟计算系统中开发多组分气体膜分离单元模块的报道。
1.6 设计的总体构想
针对化工生产中遇到“干气不干”等问题，对某厂进行模拟。模拟主要分两个部分进行：第一部分使干气组分的C2增加，LPG的损失减小。这部分的设计会使原来干气不干等问题得到解决，可以得到较纯净的干气，另外还会减少LPG的损失量，更好的回收LPG等有用组分。第二部分使C2、LPG等有用组分尽可能的在新增塔多吸收。现在工业对C2等有用组分的需求越来越大，所以尽可能的多吸收C2等有用组分会提高该厂的整体经济效益。
为了能优化设备，在原来设备的基础上新增加了精馏塔等设备对C2、LPG等有用组分进行回收。
具体的步骤如下面的框图：

焦化富气流程改进及模拟
焦化富气原流程模拟
焦化富气流程改进
干气C3+降低流程优化

C2、LPG作为产品产出流程优化

第2章 流程模拟
2.1 设计任务
为了提高该厂的经济效益，针对两部分任务：（1）让干气尽可能的纯净，解决干气不干等问题（2）尽可能多的回收C2、LPG等有用组分。
为了得到最优的设计方案，在原设备上新增了个精馏塔，得到的新流程。新流程和原流程进行比较，并选出最好的设计方案。
2.2 原流程图的介绍
原吸收稳定系统流程见图2.1。由分馏塔顶分离出来的富气，经富气压缩机（K-100）压缩后，与富气洗涤水泵（P-1）来的富气洗涤水混合，进入富气冷却器（E-1）冷却到40℃，进料平衡罐（V-1）。经气液平衡后分离出来的气体进入吸收塔底（T-1）；V-1分离出来的凝缩油经换热到70℃进入解吸塔顶部。V102来的粗汽油送到吸收塔的第27层作为吸收剂，吸收塔第30层回由稳定汽油泵抽送稳定汽油作补充。
吸收塔顶部出来的贫气（1.2Mpa、40℃）进入再吸收塔（T-3），用柴油作再吸收剂，以回收吸收塔塔顶携带出来的汽油组分。再吸收塔底出来的富吸收油经换热后，返分馏塔第25层；再吸收塔顶干气送到脱硫部分。吸收塔底的凝缩油，自压冷却至40℃，再进入平衡罐（V-1）。
为了保证吸收塔的吸收效果，吸收塔设两个中段回流，分别从24层、8层抽出，以取走在吸收过程中放出的热量（在吸收塔各段温度满足工艺指标时，可不开一中、二中）。
解吸塔（T-2/下）底重沸器以分馏来的柴油回流供热，通过解吸以除去凝缩油中被过度吸收下来的炭二组分，解吸塔顶的解吸气经 冷却至40℃后进入平衡罐（V-1）。解吸塔底脱乙烷汽油进入稳定塔（T-4）第15、19或23层。稳定塔底重沸器以分馏