中外能源
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SINO-GLOBALENERGY2011年第16卷
溶剂再生装置的流程模拟与优化
汪优华，孙学锋
(中国石化天津分公司，天津300270)
摘要
天津石化1号溶剂再生装置，设计处理能力310t/h，主要处理来自两套焦化液化气脱硫塔、1号焦化干气脱硫塔、2号焦化干气脱硫塔以及气体分馏装置的富液和瓦斯脱硫塔的富液。以该装置为研究对象，应用流程模拟软件，建立稳态流程模拟模型。利用此模型，对影响装置能耗的参数进行灵敏度分析，研究塔压力、热负荷、进料位置、进料温度、回流比等参数间的相互关系，并以模型为指导，以节能和经济效益最大化为目标，对装置进行优化调整：将胺液浓度由32%提高至38%，再生塔回流比(质量比)由设计值1.91降低至1.0，塔顶压力由0.12MPa降低至0.10MPa，回流温度由44.7℃提高至50℃，既保证塔顶酸性气浓度达标，贫液硫含量也能满足脱硫系统需要。通过调整优化，使再生塔的蒸汽耗量明显降低，节约蒸汽6t/h，溶剂再生装置每月节电2.5×104kW·h，每年创造经济效益771万元。
关键词
流程模拟溶剂再生装置胺液浓度回流比蒸汽耗量
1前言
流程模拟技术是近几十年发展起来的一门综合学科，是过程系统工程中一门重要的技术，已经成为设计研究部门和生产部门强有力的辅助工具，并在炼油、化工领域装置优化中得到广泛应用[1]。天津石化公司1号溶剂再生装置，主要处理焦化干气脱硫富液、焦化液化气脱硫富液、全厂瓦斯脱硫富液和气体分馏装置富液。运用AspenPlus流程模拟软件，建立1号溶剂再生装置模型，以节能为目标，对装置进行全面分析，旨在优化操作条件，减少蒸汽消耗，降低装置能耗。
过滤除去杂质后，进入贫液二级换热器(E-202/A，
B)，与贫液换热至65℃，进入富液闪蒸罐(D-201)，在此闪蒸出所携带的烃类。闪蒸气自罐顶经压力控制送入火炬放空系统。闪蒸后的富液经富溶剂泵
(P-202/1，2)升压后，与来自再生塔底的高温贫液在贫富液一级换热器(E-201/A，B)换热升温至98℃，进入溶剂再生塔(C-201)进行解吸。在再生塔内，胺液中吸收的硫化氢被释放出来。该过程是一个吸热反应，再生所需热量由再生塔底重沸器(E-205/A，
B)提供，热源为低压蒸汽。再生后的贫液经贫富液一、二级换热器(E-201/A，B和E-202/A，B)与富液换热降温后，由贫液加压泵(P-201/1，2)升压，流经贫液空冷器(A-202/A～F)和贫液冷却器(E-203/A，
2工艺流程简述
天津石化1号溶剂再生装置设计加工能力为
310t/h，实际处理量为361t/h。主要处理来自两套焦化液化气脱硫塔、1号焦化干气脱硫塔、2号焦化干气脱硫塔、气体分馏装置的富液和瓦斯脱硫塔的富液，其中两套焦化液化气脱硫、1号焦化干气脱硫、
B)冷却至40℃后，进入溶剂储罐(D-203)。贫液由各塔贫液泵自溶剂贮罐抽出，分别送往各脱硫塔及气体分馏装置脱硫单元循环使用。再生塔顶部的酸性气体，经冷却至40℃后，进入酸性气分液罐(D-
2号焦化干气脱硫和瓦斯脱硫在本装置区内进行，气体分馏装置干气脱硫由本装置送入贫液，返回富液，因此富液性质比较复杂。1号溶剂再生装置操作弹性为60%～110%，设计年开工时间为8400h。
202)。分液罐内的液体经再生塔顶回流泵(P-203/1，2)升压，返回再生塔顶作为回流，酸性气由罐顶经压控后送往1号制硫装置。
1号溶剂再生装置原则流程(见图1)如下：自本装置气体及液化气脱硫部分来的富液，与来自气体分馏装置的富胺液混合，经富液过滤器(SR-204)
作者简介：汪优华，工程师，2004年毕业于西南石油大学，获工科学士学位，现任天津石化炼油部联合四车间工艺主管师，主要从事生产和技术管理工作。
E-mail：[email protected]
第9期
汪优华等.溶剂再生装置的流程模拟与优化
轻烃去火炬
酸性气放火炬
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PIC20101
D-201
富液
A-201A-FE-204
PIC20203B
酸性气去1号制硫
PIC20203A
E-201
LIC20101
D-202
P-203
1.0MPa蒸汽进
FIC20201/20202PIC20202
E-202
SR-204
A-202A-F
P-201E-203LIC20201
P-202
贫液去各贫液泵
C-201
E-205
凝结水
FIC20301
D-203
贫液去气分
图11号溶剂再生原则流程图
SR-204—富液过滤器；D-201—富液闪蒸罐；C-201—溶剂再生塔；D-202—酸性气分液罐；E-202—贫液二级换热器；
E-201—贫富液一级换热器；E-205/A，B—再生塔底重沸器；A-201/A～F—酸性气空冷器；A-202/A～F—贫液
空冷器；E-204—酸性气水冷器；E-203—贫液冷却器；D-203—溶剂储罐
3模型建立
应用AspenPlus软件自带的流程图绘制功能，绘制溶剂再生装置操作流程图，模拟流程见图2。
E202
RFEEDIN
Q2
POUT3
E202-PE203
POUT4POUT2RIN1
D201
RIN3
RIN2
E201-P
P201
POUT1
POUT
E201
RIN4
H2SC-201
4模型分析
以蒸汽耗量最小化为目标，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，对关键控制参数
(进料胺浓度、回流比、贫液硫含量)进行综合分析，来确定它们对再生塔各参数及产品质量的影响，以探索最优化的操作条件[2，3]。
4.1改变进料胺浓度，分析对再生塔蒸汽的影响
胺液浓度是脱硫操作中的重要指标，也是需要严格控制的指标[4]。模型中，在乙二醇胺(MDEA)总量恒定情况下，以水浓度为变量，变化范围从64%到75%，计算出胺液浓度变化后对蒸汽量及产品质量的影响，见图3。由图3可以看出，随着水浓度的增加，胺浓度降低，贫液硫含量增加，蒸汽耗量增加，酸性气浓度降低。胺液浓度对再生塔蒸汽用量影响最大，水浓度从64%变化到74.6%，蒸汽用量增加7.5t/h，而贫液和酸性气质量都能合格。因此，胺液浓度越高，蒸汽耗量越低；控制胺液浓度至
图2溶剂再生装置模型流程图
RFEEDIN—各塔富液；RIN1—富液；RIN2—富液；RIN3—富液；
RIN4—富液；H2S—酸性气；POUT2—贫液；POUT—塔底
贫液；POUT3—贫液；POUT4—贫液
再生塔模拟结果与实际工况对比见表1。可以看出，工艺参数模拟值和实际值吻合较好，说明模型能较好反映该装置的实际操作状况，可以进行进一步的应用分析。
表1再生塔工艺参数模拟值与实际值的对比结果
溶剂再生塔(C-201)蒸汽流量/(t·h-1)进料流量/(t·h-1)塔底温度/℃塔顶温度/℃回流比(质量比)回流温度/℃贫液硫含量/(g·L-1)
模型值
标定值
误差，%
35%时，可比设计浓度(25%)节省蒸汽7.5t/h。4.2改变回流比，分析对再生塔蒸汽用量的影响
回流比是再生塔操作中的一个重要指标，也是需要严格控制的一个指标[5]。模型中，在塔顶抽出量恒定情况下，以回流比为变量，其变化范围从0.5到1.8，计算出回流比变化时对蒸汽耗量及产品质量的影响，见图4。由图4可以看出，回流比变小有利于节约蒸汽量，在回流比等于0.5时，贫液硫含量达到2.0g/L，基本能满足贫液质量要求；酸性气
34368.1125.688.61.144.71.06
34.1368126.1871.1461.08
0.010.000.000.0200.038
中外能源
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SINO-GLOBALENERGY2011年第16卷
浓度随回流比变化较小，且都在允许范围内。因此，在优化过程中，可根据脱硫部分的产品质量情况，
1.55贫液硫含量/(g·L-1)
蒸汽流量/(kg·h-1)
适当增大贫液硫含量，当贫液硫含量从1.0g/L提高至2.0g/L时，蒸汽耗量可以节约10t/h。
酸性气浓度
蒸汽耗量
40000.038000.036000.034000.0
1.501.451.401.351.301.251.20
贫液硫含量
0.900.880.860.840.82
酸性气浓度酸性气浓度
0.80
0.640.650.660.670.680.690.700.710.720.730.740.75
胺液水百分比
图3胺液浓度对再生蒸汽、酸性气浓度和贫液硫含量的影响曲线
2.25贫液硫含量/(g·L-1)
蒸汽流量/(kg·h-1)
40000.0
酸性气浓度蒸汽耗量贫液硫含量
0.95
1.7535000.00.90
1.2530000.00.85
25000.0
0.80
0.40.50.6
0.70.80.91.01.11.21.31.41.51.61.71.8
回流比
图4回流比对再生蒸汽、酸性气浓度和贫液硫含量的影响曲线
5模型应用
对于1号溶剂再生装置，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，针对再生塔的蒸汽能耗控制，以最小化蒸汽耗量为目标，对各关键控制参数进行综合分析，并指导操作调整。
模拟中将胺浓度提至35.8%，回流比降至0.6，分析蒸汽用量和产品质量的情况。实际优化中，将胺浓度由32%提至38%，回流比由1.1降至1.0，塔顶压力由1.2MPa降至1.0MPa。再生塔优化前后对比见表2。可以看到，在保证胺浓度35%～40%的基础上，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，通过对塔顶压力回流比进行调整组合，实现了再生塔蒸汽能耗的有效控制。实际操作中，由于贫液硫含量上升过快，较模拟数值和指标控制值
6t/h，蒸汽价格按150元/t计算，全年收益为756万元；同时，各机泵、空冷器的功
耗较优化前也有所
下降，同比2010年
4月电耗下降2.5×104kW·h，每千瓦时电价按0.5元计算，每年节电收益为15万元，每年综合节能效益达771万元。
表2再生塔优化前后对比
溶剂再生塔(C-201)
进料温度/℃进料压力(表)/MPa蒸汽流量/(t·h)
-1
设计值优化前模拟优化应用优化
980.239.4324.3328.4581251121.91400.12851.0
980.234368.132.017.1125.688.61.144.70.1287.51.01
980.226.7329.8335.87.1125.987.10.653.70.1085.91.65
980.228310387.3125871.0500.1080.22.34
进料流量/(t·h-1)进料浓度，%(质量分数)酸性气流量/(t·h-1)塔底温度/℃塔顶温度/℃回流比(质量比)回流温度/℃塔底压力(表)/MPa酸性气浓度,%(体积分数)贫液硫含量/(g·L-1)
(1.3g/L)偏离较大，再加之上游装置波动，对干气质量造成影响。为确保装置运行平稳，优化回流比至
1.0后，未向模拟值0.6靠近。根据实际优化结果，蒸汽量较优化前降低6t/h，比设计值降低11.4t/h。
6经济效益分析
优化调整后，对比2010年4月和2011年4月日常操作数据结果，溶剂再生塔平均节约蒸汽为
7结论
①以标定数据为基准，建立了天津石化1号溶剂再生装置模型，通过对模型分析、优化发现，在
第9期
汪优华等.溶剂再生装置的流程模拟与优化
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保证塔顶酸性气和塔底贫液质量的前提下，有效组合调控控制参数(胺液浓度、回流比、贫液硫含量、再生塔压力)，能使蒸汽耗量明显降低。
的影响，经济效益更加显著。以本装置为例，胺液储量为1000t，胺耗量为120t/a，如果增加胺耗量至
200t/a，增加三剂费用不超过200万元，而节约蒸汽为10t/h，每年创造经济效益高达1260万元。参考文献：
[1]曹湘洪.石油化工流程模拟技术进展及应用[M].北京：中国
石化出版社，2010.
②胺液浓度和回流比对再生塔能耗的影响最大。其中，胺液浓度调节比较方便，结合本装置和同类装置操作经验，胺液浓度控制在35%～40%时，不会造成胺液发泡等质量下降问题，对脱硫部分产品质量合格率亦不会造成影响。由于胺液浓度升高，脱硫部分各脱硫塔所需循环量降低，从而降低了机泵负荷，节电效果明显；回流比调节比较复杂，对产品质量的影响也较大，建议微调。回流比控制在1.0左右对装置平稳操作没有影响。
[2]劳业荣.气体分馏装置稳态模拟和操作优化[J].中外能源，
2008，13(2)：74-79.
[3]刘雨虹.ASPENPLUS化工模拟系统在精馏过程中的应用[J].
石油化工腐蚀与防护，2003，20(4)：43-46.
[4]袁淑华.连续重整装置流程模拟及优化[J].中外能源，2010，
15(8)：83-88.
[5]郭守学，王宾，刘彦昌，等.应用流程模拟技术控制延迟焦化
装置干气质量[J].中外能源，2011，16(4)：87-92.
③贫液硫含量指标的控制限制了装置的进一步优化，优化后至今，贫液硫含量一直保持在1～3g/L之间，平均达到2.2g/L，未对脱硫部分的产品质量造成影响。建议增加胺液置换量，降低硫含量升高
(编辑刘燕)
ProcessSimulationandOptimizationforSolventRegenerationUnit
WangYouhua，SunXuefeng
(SINOPECTianjinCompany，Tianjin300270)
[Abstract]SinopecTianjinPetrochemicalCompany′sNo.1solventregenerationunithasaprocessingcapacityof310t/handismainlyusedtotreatrichliquidsfromtwoLPGdesulfurizers，theNo.1cokingdrygasdesulfurizer，theNo.2cokingdrygasdesulfurizer，agasfractionationunitandamethanedesulfurizer.Basedonthissolventregenerationunit，researchersestablishedastatic-stateprocesssimulationmodelusingprocesssimulationsoftware.Thismodelwasusedforsensitivityanalysisforparametersthatmayaffecttheenergyeffi-ciencyoftheunitaswellasthestudyonthecorrelationsbetweentowerpressure，heatload，feedingposi-tion，feedingtemperatureandrefluxratio.Also，basedonthismodel，theseresearchersoptimizedparametersfortheunitwiththeaimofsavingenergyandmaximizingeconomicbenefits.Inthisoptimization，theconcentra-tionofaminefluidwasraisedto38%from32%，therefluxratio
(bymassfraction)
oftheregeneratorwas
reducedto1.0fromthedesignvalueof1.91，thetowertoppressurewasreducedto0.10MPafrom0.12MPaandtherefluxtemperaturewasboostedto50℃from44.7℃.Thesemeasureshaveensuredthattheconcentra-tionofacidicgasatthetopofthetowermeetsrequirementsandthecontentofsulfurinbarrensolutionssatisfiestheneedofthedesulfurizingsystem.Asaresultoftheoptimization，thesteamconsumptionoftheregeneratordroppedsignificantly.Theunit′ssteamconsumptiondroppedby6t/handthesolventregenerationunit′selectricityconsumptiondroppedby2.5×104kW·hpermonth.Economicbenefitsfromthisoptimizationamountto7.71millionyuanperyear.
[Keywords]processsimulation；solventregenerationunit；concentrationofaminefluid；refluxratio；steamconsumption
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溶剂再生装置的流程模拟与优化
汪优华，孙学锋
(中国石化天津分公司，天津300270)
摘要
天津石化1号溶剂再生装置，设计处理能力310t/h，主要处理来自两套焦化液化气脱硫塔、1号焦化干气脱硫塔、2号焦化干气脱硫塔以及气体分馏装置的富液和瓦斯脱硫塔的富液。以该装置为研究对象，应用流程模拟软件，建立稳态流程模拟模型。利用此模型，对影响装置能耗的参数进行灵敏度分析，研究塔压力、热负荷、进料位置、进料温度、回流比等参数间的相互关系，并以模型为指导，以节能和经济效益最大化为目标，对装置进行优化调整：将胺液浓度由32%提高至38%，再生塔回流比(质量比)由设计值1.91降低至1.0，塔顶压力由0.12MPa降低至0.10MPa，回流温度由44.7℃提高至50℃，既保证塔顶酸性气浓度达标，贫液硫含量也能满足脱硫系统需要。通过调整优化，使再生塔的蒸汽耗量明显降低，节约蒸汽6t/h，溶剂再生装置每月节电2.5×104kW·h，每年创造经济效益771万元。
关键词
流程模拟溶剂再生装置胺液浓度回流比蒸汽耗量
1前言
流程模拟技术是近几十年发展起来的一门综合学科，是过程系统工程中一门重要的技术，已经成为设计研究部门和生产部门强有力的辅助工具，并在炼油、化工领域装置优化中得到广泛应用[1]。天津石化公司1号溶剂再生装置，主要处理焦化干气脱硫富液、焦化液化气脱硫富液、全厂瓦斯脱硫富液和气体分馏装置富液。运用AspenPlus流程模拟软件，建立1号溶剂再生装置模型，以节能为目标，对装置进行全面分析，旨在优化操作条件，减少蒸汽消耗，降低装置能耗。
过滤除去杂质后，进入贫液二级换热器(E-202/A，
B)，与贫液换热至65℃，进入富液闪蒸罐(D-201)，在此闪蒸出所携带的烃类。闪蒸气自罐顶经压力控制送入火炬放空系统。闪蒸后的富液经富溶剂泵
(P-202/1，2)升压后，与来自再生塔底的高温贫液在贫富液一级换热器(E-201/A，B)换热升温至98℃，进入溶剂再生塔(C-201)进行解吸。在再生塔内，胺液中吸收的硫化氢被释放出来。该过程是一个吸热反应，再生所需热量由再生塔底重沸器(E-205/A，
B)提供，热源为低压蒸汽。再生后的贫液经贫富液一、二级换热器(E-201/A，B和E-202/A，B)与富液换热降温后，由贫液加压泵(P-201/1，2)升压，流经贫液空冷器(A-202/A～F)和贫液冷却器(E-203/A，
2工艺流程简述
天津石化1号溶剂再生装置设计加工能力为
310t/h，实际处理量为361t/h。主要处理来自两套焦化液化气脱硫塔、1号焦化干气脱硫塔、2号焦化干气脱硫塔、气体分馏装置的富液和瓦斯脱硫塔的富液，其中两套焦化液化气脱硫、1号焦化干气脱硫、
B)冷却至40℃后，进入溶剂储罐(D-203)。贫液由各塔贫液泵自溶剂贮罐抽出，分别送往各脱硫塔及气体分馏装置脱硫单元循环使用。再生塔顶部的酸性气体，经冷却至40℃后，进入酸性气分液罐(D-
2号焦化干气脱硫和瓦斯脱硫在本装置区内进行，气体分馏装置干气脱硫由本装置送入贫液，返回富液，因此富液性质比较复杂。1号溶剂再生装置操作弹性为60%～110%，设计年开工时间为8400h。
202)。分液罐内的液体经再生塔顶回流泵(P-203/1，2)升压，返回再生塔顶作为回流，酸性气由罐顶经压控后送往1号制硫装置。
1号溶剂再生装置原则流程(见图1)如下：自本装置气体及液化气脱硫部分来的富液，与来自气体分馏装置的富胺液混合，经富液过滤器(SR-204)
作者简介：汪优华，工程师，2004年毕业于西南石油大学，获工科学士学位，现任天津石化炼油部联合四车间工艺主管师，主要从事生产和技术管理工作。
E-mail：[email protected]
第9期
汪优华等.溶剂再生装置的流程模拟与优化
轻烃去火炬
酸性气放火炬
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PIC20101
D-201
富液
A-201A-FE-204
PIC20203B
酸性气去1号制硫
PIC20203A
E-201
LIC20101
D-202
P-203
1.0MPa蒸汽进
FIC20201/20202PIC20202
E-202
SR-204
A-202A-F
P-201E-203LIC20201
P-202
贫液去各贫液泵
C-201
E-205
凝结水
FIC20301
D-203
贫液去气分
图11号溶剂再生原则流程图
SR-204—富液过滤器；D-201—富液闪蒸罐；C-201—溶剂再生塔；D-202—酸性气分液罐；E-202—贫液二级换热器；
E-201—贫富液一级换热器；E-205/A，B—再生塔底重沸器；A-201/A～F—酸性气空冷器；A-202/A～F—贫液
空冷器；E-204—酸性气水冷器；E-203—贫液冷却器；D-203—溶剂储罐
3模型建立
应用AspenPlus软件自带的流程图绘制功能，绘制溶剂再生装置操作流程图，模拟流程见图2。
E202
RFEEDIN
Q2
POUT3
E202-PE203
POUT4POUT2RIN1
D201
RIN3
RIN2
E201-P
P201
POUT1
POUT
E201
RIN4
H2SC-201
4模型分析
以蒸汽耗量最小化为目标，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，对关键控制参数
(进料胺浓度、回流比、贫液硫含量)进行综合分析，来确定它们对再生塔各参数及产品质量的影响，以探索最优化的操作条件[2，3]。
4.1改变进料胺浓度，分析对再生塔蒸汽的影响
胺液浓度是脱硫操作中的重要指标，也是需要严格控制的指标[4]。模型中，在乙二醇胺(MDEA)总量恒定情况下，以水浓度为变量，变化范围从64%到75%，计算出胺液浓度变化后对蒸汽量及产品质量的影响，见图3。由图3可以看出，随着水浓度的增加，胺浓度降低，贫液硫含量增加，蒸汽耗量增加，酸性气浓度降低。胺液浓度对再生塔蒸汽用量影响最大，水浓度从64%变化到74.6%，蒸汽用量增加7.5t/h，而贫液和酸性气质量都能合格。因此，胺液浓度越高，蒸汽耗量越低；控制胺液浓度至
图2溶剂再生装置模型流程图
RFEEDIN—各塔富液；RIN1—富液；RIN2—富液；RIN3—富液；
RIN4—富液；H2S—酸性气；POUT2—贫液；POUT—塔底
贫液；POUT3—贫液；POUT4—贫液
再生塔模拟结果与实际工况对比见表1。可以看出，工艺参数模拟值和实际值吻合较好，说明模型能较好反映该装置的实际操作状况，可以进行进一步的应用分析。
表1再生塔工艺参数模拟值与实际值的对比结果
溶剂再生塔(C-201)蒸汽流量/(t·h-1)进料流量/(t·h-1)塔底温度/℃塔顶温度/℃回流比(质量比)回流温度/℃贫液硫含量/(g·L-1)
模型值
标定值
误差，%
35%时，可比设计浓度(25%)节省蒸汽7.5t/h。4.2改变回流比，分析对再生塔蒸汽用量的影响
回流比是再生塔操作中的一个重要指标，也是需要严格控制的一个指标[5]。模型中，在塔顶抽出量恒定情况下，以回流比为变量，其变化范围从0.5到1.8，计算出回流比变化时对蒸汽耗量及产品质量的影响，见图4。由图4可以看出，回流比变小有利于节约蒸汽量，在回流比等于0.5时，贫液硫含量达到2.0g/L，基本能满足贫液质量要求；酸性气
34368.1125.688.61.144.71.06
34.1368126.1871.1461.08
0.010.000.000.0200.038
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浓度随回流比变化较小，且都在允许范围内。因此，在优化过程中，可根据脱硫部分的产品质量情况，
1.55贫液硫含量/(g·L-1)
蒸汽流量/(kg·h-1)
适当增大贫液硫含量，当贫液硫含量从1.0g/L提高至2.0g/L时，蒸汽耗量可以节约10t/h。
酸性气浓度
蒸汽耗量
40000.038000.036000.034000.0
1.501.451.401.351.301.251.20
贫液硫含量
0.900.880.860.840.82
酸性气浓度酸性气浓度
0.80
0.640.650.660.670.680.690.700.710.720.730.740.75
胺液水百分比
图3胺液浓度对再生蒸汽、酸性气浓度和贫液硫含量的影响曲线
2.25贫液硫含量/(g·L-1)
蒸汽流量/(kg·h-1)
40000.0
酸性气浓度蒸汽耗量贫液硫含量
0.95
1.7535000.00.90
1.2530000.00.85
25000.0
0.80
0.40.50.6
0.70.80.91.01.11.21.31.41.51.61.71.8
回流比
图4回流比对再生蒸汽、酸性气浓度和贫液硫含量的影响曲线
5模型应用
对于1号溶剂再生装置，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，针对再生塔的蒸汽能耗控制，以最小化蒸汽耗量为目标，对各关键控制参数进行综合分析，并指导操作调整。
模拟中将胺浓度提至35.8%，回流比降至0.6，分析蒸汽用量和产品质量的情况。实际优化中，将胺浓度由32%提至38%，回流比由1.1降至1.0，塔顶压力由1.2MPa降至1.0MPa。再生塔优化前后对比见表2。可以看到，在保证胺浓度35%～40%的基础上，在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下，通过对塔顶压力回流比进行调整组合，实现了再生塔蒸汽能耗的有效控制。实际操作中，由于贫液硫含量上升过快，较模拟数值和指标控制值
6t/h，蒸汽价格按150元/t计算，全年收益为756万元；同时，各机泵、空冷器的功
耗较优化前也有所
下降，同比2010年
4月电耗下降2.5×104kW·h，每千瓦时电价按0.5元计算，每年节电收益为15万元，每年综合节能效益达771万元。
表2再生塔优化前后对比
溶剂再生塔(C-201)
进料温度/℃进料压力(表)/MPa蒸汽流量/(t·h)
-1
设计值优化前模拟优化应用优化
980.239.4324.3328.4581251121.91400.12851.0
980.234368.132.017.1125.688.61.144.70.1287.51.01
980.226.7329.8335.87.1125.987.10.653.70.1085.91.65
980.228310387.3125871.0500.1080.22.34
进料流量/(t·h-1)进料浓度，%(质量分数)酸性气流量/(t·h-1)塔底温度/℃塔顶温度/℃回流比(质量比)回流温度/℃塔底压力(表)/MPa酸性气浓度,%(体积分数)贫液硫含量/(g·L-1)
(1.3g/L)偏离较大，再加之上游装置波动，对干气质量造成影响。为确保装置运行平稳，优化回流比至
1.0后，未向模拟值0.6靠近。根据实际优化结果，蒸汽量较优化前降低6t/h，比设计值降低11.4t/h。
6经济效益分析
优化调整后，对比2010年4月和2011年4月日常操作数据结果，溶剂再生塔平均节约蒸汽为
7结论
①以标定数据为基准，建立了天津石化1号溶剂再生装置模型，通过对模型分析、优化发现，在
第9期
汪优华等.溶剂再生装置的流程模拟与优化
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保证塔顶酸性气和塔底贫液质量的前提下，有效组合调控控制参数(胺液浓度、回流比、贫液硫含量、再生塔压力)，能使蒸汽耗量明显降低。
的影响，经济效益更加显著。以本装置为例，胺液储量为1000t，胺耗量为120t/a，如果增加胺耗量至
200t/a，增加三剂费用不超过200万元，而节约蒸汽为10t/h，每年创造经济效益高达1260万元。参考文献：
[1]曹湘洪.石油化工流程模拟技术进展及应用[M].北京：中国
石化出版社，2010.
②胺液浓度和回流比对再生塔能耗的影响最大。其中，胺液浓度调节比较方便，结合本装置和同类装置操作经验，胺液浓度控制在35%～40%时，不会造成胺液发泡等质量下降问题，对脱硫部分产品质量合格率亦不会造成影响。由于胺液浓度升高，脱硫部分各脱硫塔所需循环量降低，从而降低了机泵负荷，节电效果明显；回流比调节比较复杂，对产品质量的影响也较大，建议微调。回流比控制在1.0左右对装置平稳操作没有影响。
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[3]刘雨虹.ASPENPLUS化工模拟系统在精馏过程中的应用[J].
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[4]袁淑华.连续重整装置流程模拟及优化[J].中外能源，2010，
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[5]郭守学，王宾，刘彦昌，等.应用流程模拟技术控制延迟焦化
装置干气质量[J].中外能源，2011，16(4)：87-92.
③贫液硫含量指标的控制限制了装置的进一步优化，优化后至今，贫液硫含量一直保持在1～3g/L之间，平均达到2.2g/L，未对脱硫部分的产品质量造成影响。建议增加胺液置换量，降低硫含量升高
(编辑刘燕)
ProcessSimulationandOptimizationforSolventRegenerationUnit
WangYouhua，SunXuefeng
(SINOPECTianjinCompany，Tianjin300270)
[Abstract]SinopecTianjinPetrochemicalCompany′sNo.1solventregenerationunithasaprocessingcapacityof310t/handismainlyusedtotreatrichliquidsfromtwoLPGdesulfurizers，theNo.1cokingdrygasdesulfurizer，theNo.2cokingdrygasdesulfurizer，agasfractionationunitandamethanedesulfurizer.Basedonthissolventregenerationunit，researchersestablishedastatic-stateprocesssimulationmodelusingprocesssimulationsoftware.Thismodelwasusedforsensitivityanalysisforparametersthatmayaffecttheenergyeffi-ciencyoftheunitaswellasthestudyonthecorrelationsbetweentowerpressure，heatload，feedingposi-tion，feedingtemperatureandrefluxratio.Also，basedonthismodel，theseresearchersoptimizedparametersfortheunitwiththeaimofsavingenergyandmaximizingeconomicbenefits.Inthisoptimization，theconcentra-tionofaminefluidwasraisedto38%from32%，therefluxratio
(bymassfraction)
oftheregeneratorwas
reducedto1.0fromthedesignvalueof1.91，thetowertoppressurewasreducedto0.10MPafrom0.12MPaandtherefluxtemperaturewasboostedto50℃from44.7℃.Thesemeasureshaveensuredthattheconcentra-tionofacidicgasatthetopofthetowermeetsrequirementsandthecontentofsulfurinbarrensolutionssatisfiestheneedofthedesulfurizingsystem.Asaresultoftheoptimization，thesteamconsumptionoftheregeneratordroppedsignificantly.Theunit′ssteamconsumptiondroppedby6t/handthesolventregenerationunit′selectricityconsumptiondroppedby2.5×104kW·hpermonth.Economicbenefitsfromthisoptimizationamountto7.71millionyuanperyear.
[Keywords]processsimulation；solventregenerationunit；concentrationofaminefluid；refluxratio；steamconsumption