天然氣處理廠氣體分餾單元工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)的動(dòng)態(tài)特性研究

藺權(quán)權(quán)，樊明理，彭立

(中國石油工程建設(shè)有限公司，北京 100120)

近年來，越來越多技術(shù)人員致力于研究復(fù)雜的化工生產(chǎn)分離系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)與過程控制之間的關(guān)系，從系統(tǒng)工程的角度發(fā)現(xiàn)客觀規(guī)律并提出新的優(yōu)化策略和方法論，用來進(jìn)一步指導(dǎo)實(shí)際生產(chǎn)的經(jīng)濟(jì)平穩(wěn)運(yùn)行[1-3]。工藝設(shè)計(jì)優(yōu)化可以不同程度地提高蒸餾分離生產(chǎn)過程的熱力學(xué)效率，降低總投資，同時(shí)也改變了系統(tǒng)的穩(wěn)態(tài)和動(dòng)態(tài)的相互作用[4]。對(duì)于不同物質(zhì)的分離過程，穩(wěn)態(tài)設(shè)計(jì)優(yōu)化可以改善系統(tǒng)的動(dòng)態(tài)特性，也可以使系統(tǒng)的動(dòng)態(tài)特性惡化[5-7]。

以俄羅斯某在建天然氣處理廠工藝參數(shù)為基礎(chǔ)，通過綜合尋找脫丙烷塔、脫丁烷塔的最優(yōu)進(jìn)料位置和增加預(yù)熱換熱器對(duì)進(jìn)料預(yù)熱三項(xiàng)優(yōu)化措施，可以改變氣體分餾單元內(nèi)部各物質(zhì)之間的相互作用，強(qiáng)化蒸餾過程的物質(zhì)耦合和能量耦合，提高系統(tǒng)的熱力學(xué)效率，降低設(shè)備成本、能耗成本和總年度成本[8]。盡管優(yōu)化設(shè)計(jì)改善了氣體分餾單元的穩(wěn)態(tài)經(jīng)濟(jì)特性，仍需要通過關(guān)鍵工藝參數(shù)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)來評(píng)價(jià)系統(tǒng)動(dòng)態(tài)可控性，以保證生產(chǎn)裝置的經(jīng)濟(jì)可靠運(yùn)行。

1 工藝概述

氣體分餾單元是天然氣處理廠重要的生產(chǎn)設(shè)施，主要由脫丙烷塔和脫丁烷塔組成，用于丙烷、丁烷和C5+烴類的分離。以俄羅斯某在建天然氣處理廠工藝流程和參數(shù)為基礎(chǔ)，作為氣體分餾單元的基本方案，分餾單元流程如圖1所示。從上游天然氣液化凈化單元進(jìn)入氣體分餾單元的物料主要是C3～C9的液態(tài)烴類混合物，根據(jù)各組分之間的相對(duì)揮發(fā)度不同，通過脫丙烷塔和脫丁烷塔進(jìn)一步分離。脫丙烷塔頂部主要產(chǎn)物為丙烷，底部產(chǎn)物C4～C9直接進(jìn)入下游的脫丁烷塔，經(jīng)過脫丁烷塔的分離作用，正丁烷和異丁烷從塔頂餾出，C5+組分從塔底產(chǎn)出。來自上游的液態(tài)烴混合物進(jìn)料組分見表1所列。

圖1 氣體分餾單元流程示意(基本方案)

%

氣體分餾單元的主要工藝參數(shù)和操作條件見表2所列，脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物丙烷和脫丁烷塔塔頂產(chǎn)物丁烷(正丁烷和異丁烷的混合物)的摩爾分?jǐn)?shù)要求分別為97.55%和97.44%。

表2 氣體分餾單元的主要工藝參數(shù)和操作條件

根據(jù)表2的工藝參數(shù)及條件，利用Aspen Plus 商業(yè)流程模擬軟件，采用對(duì)計(jì)算飽和蒸氣壓及飽和液體密度有很好精度的Peng Robinson狀態(tài)方程[9]，建立氣體分餾單元基本設(shè)計(jì)方案的穩(wěn)態(tài)模型。

通過尋找脫丙烷塔、脫丁烷塔的最優(yōu)進(jìn)料位置和增加預(yù)熱換熱器對(duì)氣體分餾單元基本設(shè)計(jì)方案進(jìn)行工藝優(yōu)化，優(yōu)化后方案的流程如圖2所示。與基本方案相比，脫丙烷塔的進(jìn)料位置由第29塊塔板變?yōu)榈?3塊塔板，脫丁烷塔的進(jìn)料塔板由第28塊塔板變?yōu)榈?4塊塔板，同時(shí)在脫丙烷塔的入口增加了預(yù)換熱器，利用脫丁烷塔塔底產(chǎn)物的余熱來對(duì)進(jìn)料混合物進(jìn)行加熱。經(jīng)過對(duì)穩(wěn)態(tài)設(shè)計(jì)方案進(jìn)行經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)，發(fā)現(xiàn)改變蒸餾塔進(jìn)料位置和增加預(yù)熱器的工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)措施可使氣體分餾單元的能耗費(fèi)用減少2.31%，每年節(jié)省5.6萬美元，年度總成本降低1.84%，每年可節(jié)省6.7萬美元[8]。

圖2 氣體分餾單元流程示意(優(yōu)化方案)

2 系統(tǒng)控制結(jié)構(gòu)

在研究系統(tǒng)動(dòng)態(tài)響應(yīng)之前，需要建立系統(tǒng)的控制結(jié)構(gòu)。對(duì)于氣體分餾單元來說，首先要保證塔內(nèi)操作壓力的恒定，可以通過調(diào)節(jié)冷凝器的熱負(fù)荷來實(shí)現(xiàn)；其次要保證塔頂回流罐和塔釜不能溢流，可以通過調(diào)節(jié)塔頂和塔底出口產(chǎn)物的流量來維持液位在一定范圍內(nèi)；最后是產(chǎn)物純度要滿足下游產(chǎn)品質(zhì)量要求。對(duì)于產(chǎn)品組分控制，組分測(cè)量元件價(jià)格和維護(hù)成本較高，且在測(cè)量過程中存在較大的滯后。在操作壓力恒定的情況下，蒸餾塔塔板溫度與關(guān)鍵組分之間存在著對(duì)應(yīng)關(guān)系，輕組分物質(zhì)聚集的位置溫度較低，如蒸餾塔的精餾段；重組分聚集的位置溫度較高，如蒸餾塔的提餾段。因此，可以通過維持塔板溫度恒定來達(dá)到控制產(chǎn)物純度的目的。研究中采用雙溫度控制方案，即通過調(diào)節(jié)塔頂回流量來控制蒸餾塔上部被控塔板的溫度和調(diào)節(jié)再沸器熱負(fù)荷來控制下部被控塔板的溫度來控制丙烷和丁烷產(chǎn)品的純度。

兩種不同設(shè)計(jì)方案控制結(jié)構(gòu)的差異主要是蒸餾塔被控溫度塔板的選擇。塔板選擇的問題在近半個(gè)世紀(jì)一直都在討論當(dāng)中，研究者們提出了諸如斜率原則、靈敏度原則、奇異值分解原則、不變溫度準(zhǔn)則和最小產(chǎn)物變化準(zhǔn)則[10]。本文采用斜率法來確定蒸餾塔被控塔板的位置，斜率法的本質(zhì)是尋找溫差變化較大的相鄰兩塊塔板。溫差變化大的地方，關(guān)鍵物質(zhì)的組分變化也比較明顯，可以通過維持該處的溫度來防止輕組分的下降和重組分的上升。

通過分析穩(wěn)態(tài)模擬結(jié)果，對(duì)于基本方案，選擇第29塊和第50塊塔板溫度作為脫丙烷塔的被控變量，選擇第2塊和第28塊塔板溫度作為脫丁烷塔的被控變量。對(duì)于優(yōu)化方案，脫丙烷塔的被控塔板為第33塊和第50塊塔板，脫丁烷塔的被控塔板為第2塊和第34塊塔板。基本方案和優(yōu)化方案的氣體分餾單元控制結(jié)構(gòu)如圖3和圖4所示，所有控制閥在穩(wěn)態(tài)設(shè)計(jì)狀態(tài)下處于半開狀態(tài)。

在系統(tǒng)動(dòng)態(tài)仿真過程中，所有回路控制器的調(diào)節(jié)作用均采用比例積分(PI)算法。其中流量回路控制器參數(shù)采用經(jīng)驗(yàn)數(shù)值，壓力回路控制器采用默認(rèn)的參數(shù)。脫丙烷塔塔釜液位與脫丁烷塔進(jìn)料流量控制組成串級(jí)控制回路，其他的液位控制器均采用純比例算法。上述回路控制器的參數(shù)在基本方案和優(yōu)化方案的動(dòng)態(tài)模型中保持一致。

對(duì)于溫度控制回路，假定每個(gè)溫度測(cè)量元件都存在60 s的死區(qū)，通過被控變量和操作變量的繼電器反饋回路測(cè)試獲得最終增益Ku和最終功率Pu，然后利用保守的Tyreus-Luyben方法[11]計(jì)算出控制器的比例增益KC和積分時(shí)間TI：

KC=Ku/3.2

(1)

TI=2.2Pu

(2)

兩種設(shè)計(jì)方案各回路的控制器參數(shù)見表3所列，從中可以看出溫度控制回路的控制器參數(shù)并不一樣，這是優(yōu)化方案改變了被控溫度塔板的位置，相應(yīng)改變了被控變量與操縱變量之間的關(guān)系。與基本方案相比，優(yōu)化設(shè)計(jì)方案溫度控制回路具有更高的比例增益和更小的積分時(shí)間，意味著工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)之后的溫度回路具有更強(qiáng)的魯棒性和更好的動(dòng)態(tài)控制特性。

3 可控性評(píng)價(jià)

為了評(píng)價(jià)氣體分餾單元系統(tǒng)的動(dòng)態(tài)特性，分別改變進(jìn)料質(zhì)量流量和進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)來觀察兩種不同設(shè)計(jì)方案的動(dòng)態(tài)過程響應(yīng)。氣體分餾單元在進(jìn)料質(zhì)量流量增加20%時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)如圖5所示。

圖3 氣體分餾單元控制結(jié)構(gòu)示意(基本方案)

圖4 氣體分餾單元控制結(jié)構(gòu)示意(優(yōu)化方案)

設(shè) 備回 路基 本 方 案優(yōu) 化 方 案KCTI/minKCTI/min脫丙烷塔進(jìn)料0.50.30.50.3壓力20122012回流罐液位2999929999塔釜液位10601060上部溫度16.1421.1216.427.92下部溫度1.9111.887.977.92脫丁烷塔進(jìn)料0.50.30.50.3壓力20122012回流罐液位2999929999塔釜液位2999929999上部溫度22.2523.7620.86.6下部溫度2.7411.888.579.24

圖5 氣體分餾單元在進(jìn)料質(zhì)量流量增加20%時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)示意注： TDP-N——脫丙烷塔第N塊塔板的溫度，℃；qmRRDP——脫丙烷塔塔頂回流質(zhì)量流量，kg/s； PRDP——脫丙烷塔再沸器的熱負(fù)荷，MW；TDB-N——脫丁烷塔第N塊塔板的溫度，℃；qmRRDB——脫丁烷塔塔頂回流質(zhì)量流量，kg/s；PRDB——脫丁烷塔再沸器的熱負(fù)荷，MW；x丙烷——脫丙烷塔頂產(chǎn)出物中丙烷的摩爾分?jǐn)?shù)，%；x丁烷——脫丁烷塔頂產(chǎn)出物中丁烷(異丁烷和正丁烷)的摩爾分?jǐn)?shù)，%

由圖5可以看出，由于采用的是溫度控制結(jié)構(gòu)，兩種設(shè)計(jì)方案中各被控塔板的溫度在3 h左右都能重新回到設(shè)定值；優(yōu)化方案下脫丙烷塔和脫丁烷塔塔頂回流與再沸器熱負(fù)荷的動(dòng)態(tài)響應(yīng)更加平緩。盡管基本方案脫丁烷塔頂產(chǎn)出物中丁烷的摩爾分?jǐn)?shù)與設(shè)定值之間具有較小的穩(wěn)態(tài)偏差，優(yōu)化方案脫丙烷塔頂產(chǎn)出物中丙烷的動(dòng)態(tài)響應(yīng)仍優(yōu)于基本設(shè)計(jì)方案。氣體分餾單元在進(jìn)料質(zhì)量流量減少20%時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)如圖6所示。

圖6 氣體分餾單元在進(jìn)料質(zhì)量流量減少20%時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)示意

由圖6可以看出，優(yōu)化方案脫丙烷塔塔頂產(chǎn)物丙烷和脫丁烷塔塔頂產(chǎn)物丁烷與設(shè)定值的穩(wěn)態(tài)偏差明顯小于基本方案，并且前者各關(guān)鍵參數(shù)能夠很快達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)，其動(dòng)態(tài)可控性優(yōu)于后者。

脫丙烷塔混合液態(tài)烴中丙烷、異丁烷及正丁烷的進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)由65.82%，10.04%和16.13%變?yōu)?0.82%，13.04%和18.13%時(shí)，系統(tǒng)各關(guān)鍵變量的動(dòng)態(tài)響應(yīng)特性如圖7所示。可以看出，兩種設(shè)計(jì)方案的動(dòng)態(tài)響應(yīng)沒有太大的差別。

4 結(jié)束語

以俄羅斯某在建天然氣處理廠工藝參數(shù)和操作條件為基礎(chǔ)，在基本設(shè)計(jì)和工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)穩(wěn)態(tài)模型的基礎(chǔ)上，建立天然氣處理廠氣體分餾單元兩種不同設(shè)計(jì)方案的動(dòng)態(tài)模型和控制結(jié)構(gòu)。研究結(jié)果表明： 盡管進(jìn)料組分發(fā)生變化后兩種設(shè)計(jì)的動(dòng)態(tài)特性沒有太大差異，但脫丙烷塔混合液態(tài)烴進(jìn)料流量發(fā)生變化時(shí)優(yōu)化方案的動(dòng)態(tài)特性優(yōu)于基本方案。從系統(tǒng)工程的角度，證明了工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)不僅可以提高氣體分餾單元的熱力學(xué)效率、降低設(shè)備費(fèi)用和總年度成本，還改善了系統(tǒng)的動(dòng)態(tài)可控性。

圖7 氣體分餾單元在進(jìn)料組分摩爾分?jǐn)?shù)發(fā)生變化時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)示意