利用AspenPlus對污水汽提裝置進行優化分析

周洋

（中國石化塔河煉化有限責任公司，新疆庫車842000）

石化行業中加工含硫原油時，一般在1次加工和大部分2次加工過程中都會產生含硫污水，由于含硫污水中不僅含有較多的硫化氫和氨，還有少量的氰化物、油和焦粉等污染物，不能直接排放至污水處理廠［1］。

目前含硫污水預處理大多采用蒸汽汽提法，該方法需要將含硫污水收集起來，經過脫氣、沉降、脫油等步驟之后送入汽提塔中，使用蒸汽加熱，脫除含硫污水中的硫化氫和氨，所得凈化水送至焦化作電脫鹽注水或排至污水處理廠。

使用AspenPlus流程模擬軟件建立穩態模型，利用嚴格的機理模型，模擬工藝過程，量化裝置操作條件與蒸汽、堿渣消耗和凈化水質量的關系，指導裝置操作和改造優化，使凈化水質量合格，效益達到最大化［2，3］。

1 裝置簡介

某公司的2#硫磺單元含硫污水汽提裝置是重質原油改質擴建裝置，于2010年6月建成中交，同年9月開車成功。負責對延遲焦化、常減壓蒸餾、汽柴油加氫精制和連續重整等裝置產生的酸性水進行脫氣、除油、汽提處理，滿足回用及污水處理廠進水水質要求。該汽提裝置采用單塔低壓汽提工藝，設計加工處理酸性水能力為50 t/h，操作彈性為：50%～110%。

2 含硫污水汽提系統模擬的目標

（1）在滿足凈化水質量指標情況下，離線尋找優化的操作條件，節約能量消耗；

（2）通過流程模擬，考察裝置的運行狀況，分析裝置換熱網絡，查找出裝置存在的問題，為裝置后期技改技措節能降耗項目提供依據。

3 利用Aspen Plus軟件對裝置進行優化分析

3.1 流程簡介

來自上游各裝置的含硫污水，經過脫氣、沉降、脫油后進入原料水罐B（V-302B），經原料水進料泵（P-301A/B）加壓、原料水過濾器Ⅱ（FI-302）過濾，再經原料水-凈化水換熱器（E-301A～D）換熱至100℃左右，進入主汽提塔（T-301）。塔底用1.0MP蒸汽經重沸器（E-304）間接加熱汽提，以保證塔底溫度125℃。汽提塔底凈化水經凈化水加壓泵（P-304A/B）加壓后，與原料水換熱，直接送至上游2＃焦化裝置作為電脫鹽注水的用水。汽提塔頂酸性氣經酸性氣空冷器冷凝冷卻至85℃后流入塔頂回流罐（V-304），冷凝液經塔頂回流泵（P-302A/B）返塔（T-301）作為回流，流程見圖1。

圖1 2#含硫污水汽提裝置流程

3.2 建立模型

應用Aspen Plus繪制出2#酸性水汽提單元流程圖。汽提塔T-301采用RADFRAC模塊；換熱器E-301采用HEATX模塊，冷卻器E302采用Heater模塊，回流罐V304采用Flash2模塊，具體模擬流程見圖2。

圖2 塔河煉化2#汽提裝置模擬流程

3.3 建模方法

以塔河煉化2#污水汽提裝置2018年標定數據為依據進行建模，數據包括原料水的流量、溫度、壓力及組成；各換熱器的型號；各單元模塊的操作條件等［4］。模型建成后以提供的實際測量數據對模型進行驗證，見表1。

4 模型驗證

模型驗證就是將裝置生產中實際操作值與模型模擬中的計算值作對比，查看誤差大小，誤差在可允許范圍之內，標志驗證成功，模型才能用于裝置下一步的優化分析。下列各表格中實際值是裝置標定過程中的實測值，以及質檢中心分析數據的平均值，模擬值為Aspen Plus模擬軟件中根據模型計算得出的數值，見表2。

表1 進料及產品數據

表2 汽提塔操作數據

4.1 物料平衡

將模型計算的凈化水、酸性氣、凈化水流量與實際值對比，來查看裝置的物料平衡情況，對比情況見表3

表3 裝置物料平衡表

4.2 汽提塔參數對比

將模型計算的汽提塔操作數據與實際值對比，來查看模型與實際情況的接近程度，見表4。

由表4可知，模型計算的汽提塔溫度、流量、壓力等數值與實際值接近。實際裝置V304出口酸性氣流量686 Nm3/h，而模擬值為590 Nm3/h，考慮到平時參考汽提酸性氣FIQ3009流量較少，多數時間參考壓控閥閥位進行調節，儀表溫壓補償可能存在一定的偏差，但總體影響不大。其余各參數偏差均較小，在可接受范圍內。

表4 汽提塔數據對比

4.3 分析數據對比

將模型計算的凈化水硫含量、氨含量與實際分析值進行對比，結果如表5。

表5 凈化水分析值對比

由表5可知，模型計算的凈化水硫化氫含量與實際接近，氨氮含量比實際略高，模擬分析數據與實際相差不大。總之，當前建立的污水汽提裝置模型，能夠反應裝置的實際運行情況，可以用于下一步的優化分析。

5 模型優化分析

5.1 塔頂回流量的分析

模型中通過控制塔頂壓力不變，分析塔頂回流量對凈化水氨含量、硫含量和汽提蒸汽量的影響，結果見表6和圖3。

表6 塔頂回流量的影響分析

圖3 塔頂回流量的影響分析

由表6和圖3可知，保證塔頂壓力不變，隨著塔頂回流增加，凈化水氨含量、硫含量分別降低，汽提蒸汽量呈直線上升。在保證質量指標氨含量≯50 mg/L，硫含量≯15 mg/L的條件下，塔頂抽出量需大于2.7 t/h。

因此在保證凈化水質量指標的情況下，可對塔頂回流量進行卡邊操作，節省汽提蒸汽消耗。當前塔頂回流量為2.22 t/h，將其減小0.2 t/h，可在保證凈化水NH3、H2S含量的情況下，節省汽提蒸汽0.2 t/h左右［5］。

5.2 汽提塔頂壓的影響分析

模型中通過控制塔底蒸汽量不變，分析汽提塔頂壓對凈化水質量硫化氫及氨的影響，結果見表7和圖4。

表7 汽提塔頂壓的影響分析

圖4 汽提塔頂壓的影響分析

由表7可知，在保證塔底蒸汽量不變情況下，隨著塔頂壓力上升汽提凈化水硫化氫含量和氨含量均有不同程度上升，因此建議將V304出口壓力按照工藝卡片下限控制以降低T301頂壓。

5.3 進料塔板位置的影響分析

模型中保證塔頂壓力、塔頂餾出量、塔頂回流罐溫度等操作條件不變的情況下，分析進料位置對凈化水NH3含量、H2S含量的影響，結果見圖5。

圖5 回流罐的影響分析

由圖5可知，隨著塔板進料位置向下，凈化水NH3、H2S含量變少，當塔板位置在第3塊板時，凈化水NH3、H2S含量達到最小，分別為1.79 mg/L、1.46 mg/L。當進料塔板位置繼續向下，凈化水NH3、H2S含量逐漸增加。因此，第3塊板為較佳的進料位置，而當前操作即為第1塊板進料。

6 結束語

（1）通過以上模型模擬的結果可知，以實際運行數據搭建的基準模型與實際裝置基本吻合，誤差均在可允許范圍之內，由模型得到的汽提塔溫度和壓力分布，可以對實際操作控制提供指導。

（2）在質量指標氨含量≯50 mg/L，硫含量≯15 mg/L的條件下，塔頂抽出量需大于2.7 t/h。對塔頂回流量進行卡邊操作，可節省汽提蒸汽0.2 t/h。

（3）在保持塔頂壓力和回流比不變的情況下，進料位置在第3塊塔板時，分離效果最佳。該裝置的進料位置為第1塊塔板，可以在今后的檢修中列入技改技措節能降耗項目中，以提高產品質量，降低蒸汽能耗。

（4）經過對換熱器E301進行詳細核算發現，本裝置原料水進塔溫度僅為79.1℃，與設計值100℃相距甚遠，E301當前換熱效率較設計值低好多，由于上游裝置含硫污水中焦粉含量較大，附著在換熱器中，導致設備結垢嚴重，換熱效率大幅度下降，建議裝置檢修期間清洗換熱器，同時將該換熱器前的過濾器更換為過濾精度更高的濾袋式過濾器，以減少換熱器結垢，提高換熱器傳熱效率，降低能耗。

（5）當前汽提塔底溫度124℃，0.35 MPa蒸汽飽和溫度148℃，能夠滿足換熱溫差的要求，因此建議將1.0 MPa汽提蒸汽改為0.35 MPa蒸汽，降低裝置操作成本。

（6）汽提塔頂溫度約110℃左右，3 t/h左右的塔頂餾出氣相直接進空冷，空冷負荷1 550 kW，可將此部分低溫熱回收利用。當無法通過清洗換熱器，增加污水進塔溫度的情況下，可考慮增加換熱器，將塔頂餾出氣相與污水進料換熱，可回收大約300 kW的低溫熱，污水進塔溫度可升至100℃，節省0.4 t/h左右的蒸汽，塔頂空冷負荷大大減小。