第 42 卷 第 7 期
2013 年 7 月
化工技术与开发
Technology & Development of Chemical Industry
Vol.42 No.7Jul.2013
51
化学工程
乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
郝吉鹏，张 雷
（西南石油大学化学化工学院，四川 成都 610500）
摘 要： 应用gPROMS和Aspen Properties，建立了乙烯装置脱乙烷塔系统的动态模型并对其进行了模拟验证，基于该模型研究了开车过程中脱乙烷塔系统的动态特性，以及在常规PID控制系统自动调节下，脱乙烷塔对进料量波动﹑进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动的动态响应。结 果表明，开车过程中，及时超调回流量和再沸器加热量可以减少产品质量达到控制要求所需的时间；衰减震荡式进料量波动﹑乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动，首先会引起再沸器液位的逆向动态响应，并且衰减震荡式进料量波动和乙烯含量增加都会引起塔顶丙烯含量和塔底乙烷含量的峰值波动。
关键词：裂解气分离；脱乙烷塔；动态模拟；gPROMS
中图分类号：TQ 211 文献标识码：A 文章编号：1671-9905(2013)07-0051-06
目前，乙烯装置中裂解气的分离主要应用深冷分离技术，而顺序分离是深冷分离技术中应用最早且在国内得到广泛应用的乙烯分离流程[1-2]，北京燕山化工[3]、中原石油化工[4]等乙烯装置均采用该分离流程。在顺序分离流程中，脱乙烷塔对其主要产品乙烯﹑丙烯的产量和质量起着关键作用，因此，如何对其进行优化设计及控制成为化工研究人员的一项重要任务。随着计算机技术的不断发展，化工过程模拟技术为化工生产装置的最优化设计与过程控制的研究提供了坚实的基础。目前，许多研究者应用不同的研究平台对顺序分离进行了全流程的稳态模拟
[5-6]
进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动的动态响应。
1 工艺流程及工艺控制方案
1.1 脱乙烷塔系统
在顺序分离流程中，脱甲烷塔釜液与冷箱换热后分为2股，其中一股F1直接进入T101(图1) 的第18块板，另一股F2继续与压缩机五段出口的裂解气换热后进入T101的第34块板。来自绿油吸收塔塔底的F3进入T101的第4块板(绿油吸收塔的用途是除掉乙炔加氢反应中的副产物)。塔顶冷凝器采用部分冷凝，V101的液相经泵送回T101的第1块塔板，气相作为馏出液(D)，D 经蒸汽加热后进入乙炔加氢反应器，塔釜液(B)进入脱丙烷塔。1.2 工艺控制方案[11]
脱乙烷塔的质量控制目标为：D 中丙烯摩尔分数小于0.05%，B 中乙烷摩尔分数小于0.01%，可见，对塔釜液的控制要求比对馏出液更高，同时塔顶采出为气相产品，因此，脱乙烷塔的控制方案为：塔内压力由馏出液流量控制，为串级控制(主变量为塔顶压力，副变量为馏出液流量)；回流罐液位由冷凝器冷量控制；提馏段灵敏板温度由再沸器加热量控制；再沸器液位由塔釜液采出量控制，为串级控制(主变量为再沸器液
, 或者对脱乙烷塔进行了单塔稳态模拟及
优化分析。在动态模拟方面，文献[8]基于塔压恒定和忽略塔板上气相持留量等假设研究了乙烯精馏塔的动态特性，文献[9]研究了在回流比和再沸器加热量都为定值下，脱丙烷塔与脱丁烷塔组成的联塔系统的动态特性。运用动态模拟技术对装置开停车及工艺控制系统等进行动态模拟分析, 有助于化工设计人员设计出符合工艺过程动态特性﹑易于操作、运行稳定的装置[10]。本文对顺序分离流程中具有多股进料的脱乙烷塔系统进行了动态模拟研究，分析了开车过程中该系统的动态特性，以及在常规PID 控制系统自动调节下，脱乙烷塔对进料量波动、
[7]
作者简介：郝吉鹏(1986-)，男，硕士研究生，研究方向为化工过程模拟与优化，电话：(028)83024092，E-mail：[email protected]
通讯联系人：张雷(1967-)，男，教授，博士生导师，E-mail：[email protected]收稿日期：2013-04-18
52化工技术与开发 第 42 卷
位，副变量为塔釜液采出量)；回流量为定值控制。
表1 脱乙烷塔的结构及性能参数
项目
塔板数塔径/m板间距/m溢流堰高度/m溢流堰长度/m有效面积分率/%开孔率/%塔板效率/%
体积/m3
510
表3 脱乙烷塔进料参数
参数值6820.40.031.3701085
表2 回流罐与再沸器的结构参数
回流罐再沸器
直径/m1.52
T101脱乙烷塔 V101回流罐 V102再沸器
图1 脱乙烷塔工艺流程及控制方案
2 工艺流程的建模及参数
2.1 动态模型的建立
应用gPROMS 和Aspen Properties两个软件系统为建模平台，建立了脱乙烷塔系统的动态模型。gPROMS 是PSE(Process Systems Enterprise)推出的面向方程的流程建模工具，对动态过程具有简便的建模语言和优秀的求解能力[12-16]。Aspen Proper-ties 是AspenOne 中的物性计算模块，具有准确的物性计算能力，可以提供纯物质的摩尔分子量和混合物的逸度系数﹑焓﹑密度等物性计算。两个软件系统的连接是基于CAPE-OPEN 标准。物性计算的热力学模型为Peng-Robinson。精馏塔模型为考虑了塔板上方气相持留量和塔板上液相持留量的平衡级动态模型，塔板间的气相和液相的流量分别为与板间压力和塔板上液相高度相关的水力学方程。回流罐和再沸器模型也为考虑了气﹑液相持留量的平衡级动态模型，控制器为基于常规PID 控制规律建模。
2.2 模型参数与工艺条件
脱乙烷塔﹑回流罐和再沸器的结构及性能参数见表1和表2。F1和F2的质量流量比例一般维持在1∶2，根据文献数据，模拟300kt・a-1乙烯装置的虚拟进料参数见表3，工艺控制参数见表4。
物流
温度/K压力/MPa质量流量/kg・s-1
进料位置组分/%(mol)
甲烷乙炔乙烯乙烷丙炔丙烯丙烷1,3-丁二烯1-丁烯丁烷1-戊烯戊烷苯甲苯
F12592.3286.03210.010.8462.4111.220.6517.990.683.032.220.060.350.30.20.04
F2287.152.3412.061340.010.8462.4111.220.6517.990.683.032.220.060.350.30.20.04
F32532.310.2580070.126.6703.20.030000000
表4 脱乙烷塔工艺控制目标参数
项目
塔顶压力/MPa回流罐液位①再沸器液位②
塔顶丙烯含量/%(mol)塔釜乙烷含量/%(mol)参数值2.30.60.6
注：①②为实际液位高度与设备本身高度的比值
3 动态模型的检验
为了验证动态模型的准确性，首先应用Aspen Plus 对脱乙烷塔进行了稳态设计模拟，运用Sensi-tivity 分析得出F1和F3的最佳进料位置分别在第21块板和第8块板，Design Specification分析得到满足产品质量控制要求的回流量和再沸器加热量，
第 7 期 郝吉鹏等：乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
53
然后在动态模型中设定相同的回流量和再沸器加热量，使其运行至稳态，得到D 和B 的参数值与Aspen Plus 的模拟值比较如表5，塔板温度分布比较如图2。从曲线1可得出灵敏板位于第37~50块塔板，因
物流温度/K
压力/MPa质量流量/kg・s-1
组分/%(mol)
甲烷乙炔乙烯乙烷丙炔丙烯丙烷1,3-丁二烯1-丁烯丁烷1-戊烯戊烷苯甲苯
D
gPROMS -1①252.99042.30011.8786971.31567E-40.01105160.83550330.15308895.66729E-82.24170E-44.29726E-71.9549E-132.0104E-131.2276E-122.0245E-193.7685E-203.9678E-222.6790E-25
此，在动态模型中设定第45块塔板为灵敏板，而回流量保持不变，使其运行至稳态，得到的产品物流参数值及塔板温度分布分别见表5和图2 ，表6为3种模拟的冷凝器与再沸器的能量比较。
B
gPROMS -1341.91222.32996.4623021.5570E-231.23141E-74.48603E-81.75111E-50.02543640.70529290.02662760.11857340.08687562.34799E-30.01369660.01173997.82663E-31.56533E-3
表5 产品物流模拟结果比较
Aspen Plus252.98982.30011.878441.31569E-40.01105160.83551990.15307355.64012E-82.22844E-44.27467E-71.9595E-132.0145E-131.2287E-122.0548E-193.8330E-204.0632E-224.7221E-28
gPROMS -2252.98732.30011.878181
②
Aspen Plus341.90842.3306.4625419.0583E-264.56779E-71.13282E-77.24835E-50.02543480.70525510.02662600.11856640.08687042.34785E-30.01369570.01173927.82616E-31.56523E-3
gPROMS -2341.90192.32976.4628201.9654E-234.60155E-71.38114E-76.84627E-50.02543380.70527150.02662500.11856130.08686672.34775E-30.01369520.01173877.82583E-31.56517E-3
1.31571E-40.01105180.83553190.15307705.23123E-82.07238E-43.98488E-71.8339E-131.8823E-131.1817E-121.9412E-193.6274E-203.8906E-222.4219E-25
注：①为再沸器加热量恒定的动态模拟；②为控制灵敏板温度的动态模拟
表6 冷凝器与再沸器能量模拟结果比较
而在维持再沸器加热量恒定的动态模拟中，此误差会在灵敏板上被放大。以上模拟结果及分析表明，建立的动态模型是准确的，可以用于脱乙烷塔系统的动态特性分析。
项目冷凝器冷量/J・s
-1-1
Aspen PlusgPROMS -13623293.133623293.2
gPROMS -23622878.5
-2301649.8-2301499.5-2301398.5
再沸器加热量/J・s
由表5﹑6及图2可看出两种不同的控制方案下，动态模型的稳态模拟结果和Aspen Plus的模拟结果吻合较好。图2中曲线2与曲线1相比，塔板温度在第37~50块板上具有较大的偏移，这是由于利用Aspen Plus的Design Specification由塔底乙烷含量计算得出的再沸器加热量必存在较小的误差，
4 动态模拟结果及分析
4.1 开车过程的动态模拟
开车过程的模拟有利于制定最佳的开车方案。首先对动态模型进行初始化：塔顶压力为2.3MPa，回流罐液位为0.58，再沸器液位为0.75，再沸器液位控制器的目标值为0.8。动态模拟启动后，将塔顶回流量增至设计值的92.5%(7kg・s-1)，再沸器加热量增至3.5MJ・s-1，然后，F1和F2的流量分别在420s 和300s 内增至表3的设计值，同时回流量在60s 内增至设计值的106.6%，再沸器加热量在420s 内增加至4.1MJ・s-1。在第45块塔板运行至313K 时，将回流量减少至设计值，同时设定再沸器液位控制器的目标值为0.6，并设定灵敏板温度控制器为自动
/K
调节，目标值为314K。动态模拟表明，整个脱乙烷塔系统会在继续运行3000s 后达到基本稳定状态，
图
2 塔板温度分布比较图
54化工技术与开发 第 42 卷
而在9000s 后达到完全稳定。
0.80.70.60.5
3可看出再沸器液位在640s 时由下降转为上升，当上升至0.625时，液位控制器目标值恰好由0.8调制0.6，液位控制器开始控制塔釜液采出阀做出响应，因此液位下降。相比之下，回流罐液位的波动量非常小。此外，由于回流罐液位控制器只使用了比例控制，因此在系统稳定后回流罐液位并没有精确地达到0.6。
0.40.30.20.1从图4可看出塔顶丙烯和塔底乙烷的含量分别在550s 和1500s 时达到控制要求，而且由于回流量超过设计值6.6%，因此塔顶丙烯含量变化曲线出现了波谷。4.2 进料量波动的动态模拟
/s
模拟研究了衰减震荡式进料量波动情况。波动是在脱乙烷塔系统完全稳定后的1000s 时加入，如图5(a)中F1和F2的最大超调量为20%。由于进料量增加首先会引起灵敏板上的轻组分含量增加，进而灵敏板温度下降使再沸器加热量增加，而进料量增加引起的塔内液相增量又未到达再沸器，因此图5(b)显示再沸器液位首先下降。进料量波动也会直接引起塔内压力的波动，进而使塔顶汽相采出量做出响应，因此图5(c)中曲线2和进料量波动曲线基本一致。由图5(d)可看出在控制第45块塔板温度下，塔底乙烷摩尔分数变化的绝对量很小，表明控制效果很好，而由于塔顶产品质量由回流量定值控制，因此塔顶丙烯摩尔分数变化的绝对量相对较大。
0.6240.6200.616
图3 再沸器和回流罐的液位变化图
0.011
/s
图4 塔顶丙烯和塔底乙烷的摩尔分数变化图
F1和F2在动态模拟启动后的340s 时进料，由图
/s
(a) [1**********]101-
2- 9
18
765
[***********][**************]00
/s
(c)
0.6120.6080.6040.6000.5960.592800
[1**********]0 /s
(b) 1200
1600
0.5765200.5765150.5765100.5765050.5765000.5764950.5764900.5764850.5764800.5764750.5764703200
/(k g /s )
8.07.50.00046
7.00.00042
6.5
0.00038
6.0
0.00034
5.5
0.00030
5.0
0.000264.50.000224.0
3.50.00018
[***********][***********]200
/s
(d) 0.00050
10-510-510-510-510-510-510-510-510-510-5
图
5 进料量波动过程的动态响应曲线
/(k g /s )
第 7 期 郝吉鹏等：乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
55
4.3 进料组成改变的动态模拟
模拟研究了F1和F2中乙烯摩尔分数在60s 内增加7%，而其它组分的摩尔分数减少11.6%的变化过程。进料中乙烯摩尔分数增加会使进料板上乙烯含量升高，也会使进料板以下的塔内液相流量下降，这对于气液混合进料的F2进料板更加明显。图6(a)显示再沸器液位首先出现升高，对于动态数据分析得出，虽然进料中乙烯含量增加会使进料板的液相中乙烯含量升高，但是在组分开始改变的70s 内塔内液相流量下降的速率更大，因此使得第45块塔板上乙烯含量首先下降，进而塔板温度上升使再沸器加热量减少，从而液位升高。进料中乙烯含量升高也引起塔内压力升高，因此图6(b)中塔顶产品质量流量首先急剧增加。图6(c)显示塔顶丙烯和塔
/s
(a)
底乙烷的含量都首先出现波峰，这分别是由塔顶产品流量急剧增加和再沸器加热量减少引起的，而在稳定后塔顶和塔底的产品质量都得到提高，说明进料中乙烯含量升高具有预提纯的作用。4.4 进料温度改变的动态模拟
模拟研究了F2的温度在30s 内线性下降5K 所引起的脱乙烷塔系统的动态响应。F2的温度下降使其气化率降低，从而进料板上的轻组分含量和液相流量增加，进而灵敏板温度首先下降引起再沸器加热量增加，因此图7(a)显示再沸器液位首先下降。F2的温度下降也引起塔内压力降低，因此图7(b)中塔顶产品质量流量会急剧下降，然后随着再
0.6160.6120.608
0.5765280.5765200.576512
0.6040.6000.596
0.5765040.5764960.576488
0.5920.576480
[***********][***********]6002800
/s
(a) /s
(b)
/s
(b)
0.00035
8.00.000337.00.00031
6.0
0.00029
5.00.00027
0.000254.0
0.00023
3.0
0.00021
2.00.00019
1.00.00017
[***********][**************]00
/s
(c)
/s
(c)
图6 乙烯含量升高过程的动态响应曲线图7 进料温度下降过程的动态响应曲线
56化工技术与开发 第 42 卷
沸器加热量的增加而不断回升，模拟结果显示完全稳定后塔顶产品质量流量会有微小减少。由图7(c)可看出进料温度降低使塔底和塔顶的产品质量都平稳地提高，这是由于在维持第45块塔板温度不变的条件下，进料温度降低使更多的热量从再沸器加入，从而使第34块塔板以下的气﹑液相流量都增加，进而塔底产品质量得到提高，而维持回流量不变，塔顶采出量减少使回流比增加，因此，塔顶产品质量也得到提高。
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5 结论
(1) 通过维持再沸器加热量恒定和控制灵敏板温度两种控制方案验证了应用gPROMS 和Aspen Properties 所建的脱乙烷塔系统动态模型的准确性。
(2) 对开车过程的模拟显示，依据灵敏板温度及时超调回流量和再沸器加热量可以减少塔顶与塔底的产品质量达到控制要求所需的时间，同时再沸器液位比回流罐液位具有较大的波动量。
(3) 对于脱乙烷塔系统，衰减震荡式进料量波动、进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动都首先引起再沸器液位的逆向动态响应，而且对于衰减震荡式进料量波动和进料中乙烯含量增加，塔顶丙烯和釜液中乙烷的含量都会出现峰值波动。参考文献：
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Dynamic Simulation of Dethanizer in Ethylene Plant
HAO Ji-peng, ZHANG Lei
(College of Chemistry and Chemical Engineering, Southwest Petroleum University, Chengdu 610500, China)
Abstract: This paper presented a study of the dynamic simulation for a unit of dethanizer in ethylene plant: the corresponding dynamic model was established by using gPROMS and Aspen Properties and was tested through available way. This work also studied the dynamic characteristics of dethanizer, which included process start-up, PID control system and so on. The results showed that the time achieving the control requirements decreased by promptly adjusting the quality of refl ux and the heating quality of reboiler. The reverse dynamic response of the liquid level for the reboiler could be induced by the fl uctuating feed rate of damped oscillation, the increased of mole fraction for eth-ylene and the decreased of feed temperature. Both maximum fl uctuating values of mole fraction for overhead propylene and bottom ethane product could be induced by the fl uctuating feed rate and the increasing mole fraction for ethylene.Key words: separation of pyrolysis gas; dethanizer; dynamic simulation; gPROMS
第 42 卷 第 7 期
2013 年 7 月
化工技术与开发
Technology & Development of Chemical Industry
Vol.42 No.7Jul.2013
51
化学工程
乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
郝吉鹏，张 雷
（西南石油大学化学化工学院，四川 成都 610500）
摘 要： 应用gPROMS和Aspen Properties，建立了乙烯装置脱乙烷塔系统的动态模型并对其进行了模拟验证，基于该模型研究了开车过程中脱乙烷塔系统的动态特性，以及在常规PID控制系统自动调节下，脱乙烷塔对进料量波动﹑进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动的动态响应。结 果表明，开车过程中，及时超调回流量和再沸器加热量可以减少产品质量达到控制要求所需的时间；衰减震荡式进料量波动﹑乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动，首先会引起再沸器液位的逆向动态响应，并且衰减震荡式进料量波动和乙烯含量增加都会引起塔顶丙烯含量和塔底乙烷含量的峰值波动。
关键词：裂解气分离；脱乙烷塔；动态模拟；gPROMS
中图分类号：TQ 211 文献标识码：A 文章编号：1671-9905(2013)07-0051-06
目前，乙烯装置中裂解气的分离主要应用深冷分离技术，而顺序分离是深冷分离技术中应用最早且在国内得到广泛应用的乙烯分离流程[1-2]，北京燕山化工[3]、中原石油化工[4]等乙烯装置均采用该分离流程。在顺序分离流程中，脱乙烷塔对其主要产品乙烯﹑丙烯的产量和质量起着关键作用，因此，如何对其进行优化设计及控制成为化工研究人员的一项重要任务。随着计算机技术的不断发展，化工过程模拟技术为化工生产装置的最优化设计与过程控制的研究提供了坚实的基础。目前，许多研究者应用不同的研究平台对顺序分离进行了全流程的稳态模拟
[5-6]
进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动的动态响应。
1 工艺流程及工艺控制方案
1.1 脱乙烷塔系统
在顺序分离流程中，脱甲烷塔釜液与冷箱换热后分为2股，其中一股F1直接进入T101(图1) 的第18块板，另一股F2继续与压缩机五段出口的裂解气换热后进入T101的第34块板。来自绿油吸收塔塔底的F3进入T101的第4块板(绿油吸收塔的用途是除掉乙炔加氢反应中的副产物)。塔顶冷凝器采用部分冷凝，V101的液相经泵送回T101的第1块塔板，气相作为馏出液(D)，D 经蒸汽加热后进入乙炔加氢反应器，塔釜液(B)进入脱丙烷塔。1.2 工艺控制方案[11]
脱乙烷塔的质量控制目标为：D 中丙烯摩尔分数小于0.05%，B 中乙烷摩尔分数小于0.01%，可见，对塔釜液的控制要求比对馏出液更高，同时塔顶采出为气相产品，因此，脱乙烷塔的控制方案为：塔内压力由馏出液流量控制，为串级控制(主变量为塔顶压力，副变量为馏出液流量)；回流罐液位由冷凝器冷量控制；提馏段灵敏板温度由再沸器加热量控制；再沸器液位由塔釜液采出量控制，为串级控制(主变量为再沸器液
, 或者对脱乙烷塔进行了单塔稳态模拟及
优化分析。在动态模拟方面，文献[8]基于塔压恒定和忽略塔板上气相持留量等假设研究了乙烯精馏塔的动态特性，文献[9]研究了在回流比和再沸器加热量都为定值下，脱丙烷塔与脱丁烷塔组成的联塔系统的动态特性。运用动态模拟技术对装置开停车及工艺控制系统等进行动态模拟分析, 有助于化工设计人员设计出符合工艺过程动态特性﹑易于操作、运行稳定的装置[10]。本文对顺序分离流程中具有多股进料的脱乙烷塔系统进行了动态模拟研究，分析了开车过程中该系统的动态特性，以及在常规PID 控制系统自动调节下，脱乙烷塔对进料量波动、
[7]
作者简介：郝吉鹏(1986-)，男，硕士研究生，研究方向为化工过程模拟与优化，电话：(028)83024092，E-mail：[email protected]
通讯联系人：张雷(1967-)，男，教授，博士生导师，E-mail：[email protected]收稿日期：2013-04-18
52化工技术与开发 第 42 卷
位，副变量为塔釜液采出量)；回流量为定值控制。
表1 脱乙烷塔的结构及性能参数
项目
塔板数塔径/m板间距/m溢流堰高度/m溢流堰长度/m有效面积分率/%开孔率/%塔板效率/%
体积/m3
510
表3 脱乙烷塔进料参数
参数值6820.40.031.3701085
表2 回流罐与再沸器的结构参数
回流罐再沸器
直径/m1.52
T101脱乙烷塔 V101回流罐 V102再沸器
图1 脱乙烷塔工艺流程及控制方案
2 工艺流程的建模及参数
2.1 动态模型的建立
应用gPROMS 和Aspen Properties两个软件系统为建模平台，建立了脱乙烷塔系统的动态模型。gPROMS 是PSE(Process Systems Enterprise)推出的面向方程的流程建模工具，对动态过程具有简便的建模语言和优秀的求解能力[12-16]。Aspen Proper-ties 是AspenOne 中的物性计算模块，具有准确的物性计算能力，可以提供纯物质的摩尔分子量和混合物的逸度系数﹑焓﹑密度等物性计算。两个软件系统的连接是基于CAPE-OPEN 标准。物性计算的热力学模型为Peng-Robinson。精馏塔模型为考虑了塔板上方气相持留量和塔板上液相持留量的平衡级动态模型，塔板间的气相和液相的流量分别为与板间压力和塔板上液相高度相关的水力学方程。回流罐和再沸器模型也为考虑了气﹑液相持留量的平衡级动态模型，控制器为基于常规PID 控制规律建模。
2.2 模型参数与工艺条件
脱乙烷塔﹑回流罐和再沸器的结构及性能参数见表1和表2。F1和F2的质量流量比例一般维持在1∶2，根据文献数据，模拟300kt・a-1乙烯装置的虚拟进料参数见表3，工艺控制参数见表4。
物流
温度/K压力/MPa质量流量/kg・s-1
进料位置组分/%(mol)
甲烷乙炔乙烯乙烷丙炔丙烯丙烷1,3-丁二烯1-丁烯丁烷1-戊烯戊烷苯甲苯
F12592.3286.03210.010.8462.4111.220.6517.990.683.032.220.060.350.30.20.04
F2287.152.3412.061340.010.8462.4111.220.6517.990.683.032.220.060.350.30.20.04
F32532.310.2580070.126.6703.20.030000000
表4 脱乙烷塔工艺控制目标参数
项目
塔顶压力/MPa回流罐液位①再沸器液位②
塔顶丙烯含量/%(mol)塔釜乙烷含量/%(mol)参数值2.30.60.6
注：①②为实际液位高度与设备本身高度的比值
3 动态模型的检验
为了验证动态模型的准确性，首先应用Aspen Plus 对脱乙烷塔进行了稳态设计模拟，运用Sensi-tivity 分析得出F1和F3的最佳进料位置分别在第21块板和第8块板，Design Specification分析得到满足产品质量控制要求的回流量和再沸器加热量，
第 7 期 郝吉鹏等：乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
53
然后在动态模型中设定相同的回流量和再沸器加热量，使其运行至稳态，得到D 和B 的参数值与Aspen Plus 的模拟值比较如表5，塔板温度分布比较如图2。从曲线1可得出灵敏板位于第37~50块塔板，因
物流温度/K
压力/MPa质量流量/kg・s-1
组分/%(mol)
甲烷乙炔乙烯乙烷丙炔丙烯丙烷1,3-丁二烯1-丁烯丁烷1-戊烯戊烷苯甲苯
D
gPROMS -1①252.99042.30011.8786971.31567E-40.01105160.83550330.15308895.66729E-82.24170E-44.29726E-71.9549E-132.0104E-131.2276E-122.0245E-193.7685E-203.9678E-222.6790E-25
此，在动态模型中设定第45块塔板为灵敏板，而回流量保持不变，使其运行至稳态，得到的产品物流参数值及塔板温度分布分别见表5和图2 ，表6为3种模拟的冷凝器与再沸器的能量比较。
B
gPROMS -1341.91222.32996.4623021.5570E-231.23141E-74.48603E-81.75111E-50.02543640.70529290.02662760.11857340.08687562.34799E-30.01369660.01173997.82663E-31.56533E-3
表5 产品物流模拟结果比较
Aspen Plus252.98982.30011.878441.31569E-40.01105160.83551990.15307355.64012E-82.22844E-44.27467E-71.9595E-132.0145E-131.2287E-122.0548E-193.8330E-204.0632E-224.7221E-28
gPROMS -2252.98732.30011.878181
②
Aspen Plus341.90842.3306.4625419.0583E-264.56779E-71.13282E-77.24835E-50.02543480.70525510.02662600.11856640.08687042.34785E-30.01369570.01173927.82616E-31.56523E-3
gPROMS -2341.90192.32976.4628201.9654E-234.60155E-71.38114E-76.84627E-50.02543380.70527150.02662500.11856130.08686672.34775E-30.01369520.01173877.82583E-31.56517E-3
1.31571E-40.01105180.83553190.15307705.23123E-82.07238E-43.98488E-71.8339E-131.8823E-131.1817E-121.9412E-193.6274E-203.8906E-222.4219E-25
注：①为再沸器加热量恒定的动态模拟；②为控制灵敏板温度的动态模拟
表6 冷凝器与再沸器能量模拟结果比较
而在维持再沸器加热量恒定的动态模拟中，此误差会在灵敏板上被放大。以上模拟结果及分析表明，建立的动态模型是准确的，可以用于脱乙烷塔系统的动态特性分析。
项目冷凝器冷量/J・s
-1-1
Aspen PlusgPROMS -13623293.133623293.2
gPROMS -23622878.5
-2301649.8-2301499.5-2301398.5
再沸器加热量/J・s
由表5﹑6及图2可看出两种不同的控制方案下，动态模型的稳态模拟结果和Aspen Plus的模拟结果吻合较好。图2中曲线2与曲线1相比，塔板温度在第37~50块板上具有较大的偏移，这是由于利用Aspen Plus的Design Specification由塔底乙烷含量计算得出的再沸器加热量必存在较小的误差，
4 动态模拟结果及分析
4.1 开车过程的动态模拟
开车过程的模拟有利于制定最佳的开车方案。首先对动态模型进行初始化：塔顶压力为2.3MPa，回流罐液位为0.58，再沸器液位为0.75，再沸器液位控制器的目标值为0.8。动态模拟启动后，将塔顶回流量增至设计值的92.5%(7kg・s-1)，再沸器加热量增至3.5MJ・s-1，然后，F1和F2的流量分别在420s 和300s 内增至表3的设计值，同时回流量在60s 内增至设计值的106.6%，再沸器加热量在420s 内增加至4.1MJ・s-1。在第45块塔板运行至313K 时，将回流量减少至设计值，同时设定再沸器液位控制器的目标值为0.6，并设定灵敏板温度控制器为自动
/K
调节，目标值为314K。动态模拟表明，整个脱乙烷塔系统会在继续运行3000s 后达到基本稳定状态，
图
2 塔板温度分布比较图
54化工技术与开发 第 42 卷
而在9000s 后达到完全稳定。
0.80.70.60.5
3可看出再沸器液位在640s 时由下降转为上升，当上升至0.625时，液位控制器目标值恰好由0.8调制0.6，液位控制器开始控制塔釜液采出阀做出响应，因此液位下降。相比之下，回流罐液位的波动量非常小。此外，由于回流罐液位控制器只使用了比例控制，因此在系统稳定后回流罐液位并没有精确地达到0.6。
0.40.30.20.1从图4可看出塔顶丙烯和塔底乙烷的含量分别在550s 和1500s 时达到控制要求，而且由于回流量超过设计值6.6%，因此塔顶丙烯含量变化曲线出现了波谷。4.2 进料量波动的动态模拟
/s
模拟研究了衰减震荡式进料量波动情况。波动是在脱乙烷塔系统完全稳定后的1000s 时加入，如图5(a)中F1和F2的最大超调量为20%。由于进料量增加首先会引起灵敏板上的轻组分含量增加，进而灵敏板温度下降使再沸器加热量增加，而进料量增加引起的塔内液相增量又未到达再沸器，因此图5(b)显示再沸器液位首先下降。进料量波动也会直接引起塔内压力的波动，进而使塔顶汽相采出量做出响应，因此图5(c)中曲线2和进料量波动曲线基本一致。由图5(d)可看出在控制第45块塔板温度下，塔底乙烷摩尔分数变化的绝对量很小，表明控制效果很好，而由于塔顶产品质量由回流量定值控制，因此塔顶丙烯摩尔分数变化的绝对量相对较大。
0.6240.6200.616
图3 再沸器和回流罐的液位变化图
0.011
/s
图4 塔顶丙烯和塔底乙烷的摩尔分数变化图
F1和F2在动态模拟启动后的340s 时进料，由图
/s
(a) [1**********]101-
2- 9
18
765
[***********][**************]00
/s
(c)
0.6120.6080.6040.6000.5960.592800
[1**********]0 /s
(b) 1200
1600
0.5765200.5765150.5765100.5765050.5765000.5764950.5764900.5764850.5764800.5764750.5764703200
/(k g /s )
8.07.50.00046
7.00.00042
6.5
0.00038
6.0
0.00034
5.5
0.00030
5.0
0.000264.50.000224.0
3.50.00018
[***********][***********]200
/s
(d) 0.00050
10-510-510-510-510-510-510-510-510-510-5
图
5 进料量波动过程的动态响应曲线
/(k g /s )
第 7 期 郝吉鹏等：乙烯装置脱乙烷塔的动态模拟分析
55
4.3 进料组成改变的动态模拟
模拟研究了F1和F2中乙烯摩尔分数在60s 内增加7%，而其它组分的摩尔分数减少11.6%的变化过程。进料中乙烯摩尔分数增加会使进料板上乙烯含量升高，也会使进料板以下的塔内液相流量下降，这对于气液混合进料的F2进料板更加明显。图6(a)显示再沸器液位首先出现升高，对于动态数据分析得出，虽然进料中乙烯含量增加会使进料板的液相中乙烯含量升高，但是在组分开始改变的70s 内塔内液相流量下降的速率更大，因此使得第45块塔板上乙烯含量首先下降，进而塔板温度上升使再沸器加热量减少，从而液位升高。进料中乙烯含量升高也引起塔内压力升高，因此图6(b)中塔顶产品质量流量首先急剧增加。图6(c)显示塔顶丙烯和塔
/s
(a)
底乙烷的含量都首先出现波峰，这分别是由塔顶产品流量急剧增加和再沸器加热量减少引起的，而在稳定后塔顶和塔底的产品质量都得到提高，说明进料中乙烯含量升高具有预提纯的作用。4.4 进料温度改变的动态模拟
模拟研究了F2的温度在30s 内线性下降5K 所引起的脱乙烷塔系统的动态响应。F2的温度下降使其气化率降低，从而进料板上的轻组分含量和液相流量增加，进而灵敏板温度首先下降引起再沸器加热量增加，因此图7(a)显示再沸器液位首先下降。F2的温度下降也引起塔内压力降低，因此图7(b)中塔顶产品质量流量会急剧下降，然后随着再
0.6160.6120.608
0.5765280.5765200.576512
0.6040.6000.596
0.5765040.5764960.576488
0.5920.576480
[***********][***********]6002800
/s
(a) /s
(b)
/s
(b)
0.00035
8.00.000337.00.00031
6.0
0.00029
5.00.00027
0.000254.0
0.00023
3.0
0.00021
2.00.00019
1.00.00017
[***********][**************]00
/s
(c)
/s
(c)
图6 乙烯含量升高过程的动态响应曲线图7 进料温度下降过程的动态响应曲线
56化工技术与开发 第 42 卷
沸器加热量的增加而不断回升，模拟结果显示完全稳定后塔顶产品质量流量会有微小减少。由图7(c)可看出进料温度降低使塔底和塔顶的产品质量都平稳地提高，这是由于在维持第45块塔板温度不变的条件下，进料温度降低使更多的热量从再沸器加入，从而使第34块塔板以下的气﹑液相流量都增加，进而塔底产品质量得到提高，而维持回流量不变，塔顶采出量减少使回流比增加，因此，塔顶产品质量也得到提高。
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5 结论
(1) 通过维持再沸器加热量恒定和控制灵敏板温度两种控制方案验证了应用gPROMS 和Aspen Properties 所建的脱乙烷塔系统动态模型的准确性。
(2) 对开车过程的模拟显示，依据灵敏板温度及时超调回流量和再沸器加热量可以减少塔顶与塔底的产品质量达到控制要求所需的时间，同时再沸器液位比回流罐液位具有较大的波动量。
(3) 对于脱乙烷塔系统，衰减震荡式进料量波动、进料中乙烯含量增加和进料温度下降等工艺参数扰动都首先引起再沸器液位的逆向动态响应，而且对于衰减震荡式进料量波动和进料中乙烯含量增加，塔顶丙烯和釜液中乙烷的含量都会出现峰值波动。参考文献：
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Dynamic Simulation of Dethanizer in Ethylene Plant
HAO Ji-peng, ZHANG Lei
(College of Chemistry and Chemical Engineering, Southwest Petroleum University, Chengdu 610500, China)
Abstract: This paper presented a study of the dynamic simulation for a unit of dethanizer in ethylene plant: the corresponding dynamic model was established by using gPROMS and Aspen Properties and was tested through available way. This work also studied the dynamic characteristics of dethanizer, which included process start-up, PID control system and so on. The results showed that the time achieving the control requirements decreased by promptly adjusting the quality of refl ux and the heating quality of reboiler. The reverse dynamic response of the liquid level for the reboiler could be induced by the fl uctuating feed rate of damped oscillation, the increased of mole fraction for eth-ylene and the decreased of feed temperature. Both maximum fl uctuating values of mole fraction for overhead propylene and bottom ethane product could be induced by the fl uctuating feed rate and the increasing mole fraction for ethylene.Key words: separation of pyrolysis gas; dethanizer; dynamic simulation; gPROMS