精馏塔基于泄放优化的控制方案改进
精馏塔基于泄放优化的控制方案改进
精馏塔是炼油厂中常见的分离设备，在轻烃综合利用项目中扮演着重要角色。随着炼厂轻烃综合利用日益精细化，精馏塔的泄放优化成为提高装置安全性和经济性的关键。本文以某新建轻烃综合利用项目为例，详细介绍了脱丙烷塔基于泄放优化的控制方案改进，并通过与传统控制方案的对比，阐述了这一改进的效果。
精馏塔是炼油厂中常见的分离设备，利用各组分相对挥发度差异对混合组分进行分离，是常见的精制流程设备。随着炼厂轻烃综合利用在近年来日益精细化以及页岩气、油田伴生气综合利用需求日益提升，碳四及以下轻烃精细分离项目日益增多。这类工厂原料往往外购为主，可能来自炼厂气、油田伴生气、或页岩气。常规精制流程往往是原料通过脱除杂质流程后，进入由若干轻烃分离塔组成的原料预处理单元，再根据原料组成和装置类型，将分离出的高纯度关键组分送至反应单元。该单元因处理量大且分离精度高，往往是装置泄放量最大的单元，其单点最大泄放量通常代表装置的单点最大泄放量，直接影响项目审批和泄放系统建设投资。
对于使用丙烷作为主要原料的反应单元，原料精制预处理单元的脱丙烷塔是核心设备和最大单点泄放源。采用传统控制方案的脱丙烷塔，控制回路众多且相互独立，塔压调节依赖系统公用工程。这些特点导致泄放量计算时多个泄放流量只能叠加而无法消减。装置大型化以后，对于一些在既有厂区和化工园区建设的装置，这甚至会成为制约装置落地入园的关键因素。
采用控制方案优化的方式消减装置泄放量，可以最小化实施成本和工艺影响，对既有成套工艺和核心设备没有影响，改进方式灵活、效益突出，并可广泛适用于新建装置和对既有装置的改造。
本文介绍了在某新建轻烃综合利用项目中原料预处理单元脱丙烷塔基于泄放优化目的的控制方案改进，并通过与传统控制方案的对比，阐述了这一改进的效果，论证了这一控制方案改进的优势和意义。
1 控制方案简述
1.1 液化气(LPG)精制流程简述
采用液化气中丙烷作为原料进行化工生产的装置，需要首先经过原料预处理单元，将水、氮、硫等杂质去除，并从液化气中分离出高纯度丙烷，送入下游反应单元。常规以液化气LPG为原料的丙烷加工装置的原料精制预处理单元简要流程如图1所示。从流程简图中可以看出，该单元主要由吸附床和分馏塔等设备组成。
图1 液化气(LPG)原料精制单元典型流程示意图
液化气LPG的组成因其来源、季节、时间等变化而有波动，脱丙烷塔的设计为考虑原料来源波动，需考虑较大操作弹性，其处理量和分离精度都很高，是装置最大的单体设备之一。同时，因为该单元热集成有限，该塔在泄放量计算时自我工艺消减项少，独立因素多，单塔泄放量很大。
1.2 常规脱丙烷塔控制方案
常规的脱丙烷塔控制方案如图2所示。其塔压通过塔顶分液罐的稳压阀控制，分液罐液位通过调节塔顶回流量实现。塔釜温度控制再沸器负荷，液位控制采出流量。
由此可见，该控制方案各指标的控制回路相互独立，在泄放计算时各回路无法相互约束形成消减。同时没有预警控制手段，塔顶超压后完全依赖稳压排放线纠正，实际反馈时间和排放量都不够，对操作波动的适应性不强，往往导致安全阀起跳。为控制塔压，该控制方案还需引入稳压氮气，增加了对应泄放工况的泄放量，在正常生产时也提高了装置的公用工程消耗。
脱丙烷塔在泄放量计算时，控制工况是全厂部分停电工况。由图2可见，采用传统控制方案，在该工况下，塔釜蒸汽再沸器仍在持续给热，再叠加塔顶分液罐的稳压氮气控制阀失效时的氮气串入量，此工况下单塔泄放量巨大。
图2 脱丙烷塔常规控制方案示意图
以某60万吨/年装置为例，其脱丙烷塔尺寸为Ø4800×57400(T.L.)mm，稳态运行时的进料量为328878 kg/h，塔顶安全阀在此工况下的泄放量为611194 kg/h，是装置的单点最大泄放量。
1.3 改进后的脱丙烷塔控制方案
为了降低脱丙烷塔的泄放量，经过控制方案优化，通过改用塔顶热旁路塔压控制方案，并在塔顶压力和塔釜再沸负荷之间增设SIL-3等级的HIPPS调节回路，显着降低了泄放量。同时将塔釜给热量交由塔釜汽液相负荷比监测调节，给出了一种更为早期的直观预防塔超压措施，降低了安全阀起跳概率，避免了装置运行剧烈波动和物料损失。本次技术改进还在塔顶气相管线上增设了露点检测仪和DCS报警，降低了安全阀和相关HIPPS回路硬件的金属材质要求，提高了技术改进经济性。改进后的控制方案示意图如图3所示。
图3 脱丙烷塔改进控制方案示意图
经过该控制方案优化，上述装置脱丙烷塔的塔顶安全阀泄放量优化为208280 kg/h，仍是装置的单点最大泄放量，从而极大地消减了装置泄放量。
2 控制方案讨论
2.1 塔顶压力控制方案优化
考虑到该塔是全凝塔，相比传统控制方案，采用热旁路控制方案节约了自控回路和元件，塔顶完全不用引入氮气，同时主流程与热旁路之间形成反向调节作用，提高了反馈效率，详见图4。
图4 脱丙烷塔热旁路控制PID图
同时，该控制方案通过调整塔顶冷凝器和分液罐的相对标高，将塔顶冷凝器的有效面积调节充分利用到塔压调节中，还节约了长周期运行的循环水消耗量。
采用这一控制方案，还可使塔顶回流罐布置于冷凝器之上，为回流泵提供了足够的必须气蚀余量，也有利于冷凝器的抽芯检修，还节约了框架建设成本[1]。
采用热旁路调节方案后，不仅节约了控制元件和回路，精馏塔的泄放工况计算时不需再考虑氮气补压线阀门失效时氮气注入的泄放量，对各泄放工况的泄放量计算均有积极作用。且对于正常生产时的塔压波动，有更快的纠正效果。
2.2 采用HIPPS优化单点最大泄放量
在常规控制方案中，精馏塔的控制条件彼此独立，塔顶超压后，塔釜再沸器并无自控动作，仍旧在向精馏塔给热，导致塔压继续升高，直至安全阀起跳，且塔内液体物料连续气化，造成泄放量巨大。
通过引入HIPPS，并按照SIL-3等级要求建设该回路，当塔顶超压达到设定值后，联锁动作自动关闭再沸器热源，从而将泄放工况下的塔内温度和介质汽化量显着降低，对泄放量的消减起到了关键作用，详见图5。
图5 脱丙烷塔顶压力HIPPS控制PID图
HIPPS系统是一种基于安全仪表保护的独立的控制系统，该系统的作用是通过及时准确的监测和可靠的运算取得准确的上游工艺系统压力值，在压力超出安全设定值时通过安全有效的手段及时动作，从而达到保证人员安全和工艺设备损失的目的[2]。采用该系统以后，当被测压力超过联锁设定值，从控制器发出信号，到HIPPS阀门由全开状态变为关断，能在2 s以内完成[3]。
将该HIPPS回路引入设计并实际用于安全泄放系统的设计基础，就需要保证其安全可靠。安全仪表功能回路由传感器、逻辑控制器、和最终执行元件组成。安全仪表功能回路SIF的安全完整性等级SIL要求该回路既要满足系统的安全完整性，又要满足硬件的安全完整性等级要求[4]。本项目通过SIL定级将该回路确定按SIL-3等级设计、建设、管理，从而完成了措施落地。
SIL-3回路的HIPPS建设虽然增加了一定的投资成本，但对于泄放量消减有关键作用，应用在装置泄放量的单点最大量消减上，直接降低了装置泄放量，大幅节约了装置建设和系统配套投资，起到了以小博大的关键作用。
2.3 通过塔釜汽液相负荷预警超压趋势
在常规控制方案中，再沸负荷完全通过塔釜温度与热源流量串级控制。采出流量则作为控制塔釜液位的手段。这一控制方案虽然在直观上解决了塔釜温度波动和液位波动的调节问题，但与精馏塔的工艺分离指标没有直接联系，既无法直接指导正常生产时对操作负荷的调整，也无法实时监测塔内汽液相负荷波动，为及时调整操作提供依据，防止干预过晚造成安全阀泄放。
引入汽液相负荷计算模块，通过既有塔釜采出流量和再沸器给热流量仪表，计算出塔釜内汽液相负荷，从而及时调整再沸器的输入热负荷，在早期进行操作干预，避免控制失控，也简化和直观了塔釜给热的控制方式，计算公式如下:
由此可见，这一预防性措施的引入，没有增加投资和运行成本，仅利用既有测量值和工艺计算数据在DCS里完成计算，极大地加强了装置操作稳定性，降低了泄放概率。
2.4 通过酸露点监测规避材质升级
对于轻烃分离的原料预处理单元，因为原料来源复杂波动，如果上游吸附床层穿透，硫、氮、水等杂质就有可能带入分馏塔，并随塔进入塔顶体系。
如果酸蒸汽低于露点温度，就会凝结成酸，露点处酸浓度很高，腐蚀性很强，从而对设备构成腐蚀[5]。
在泄放工况或其他塔顶失温工况下，塔顶管线内部温度可能低于露点温度。如果此时有上述杂质进入塔内，则会对塔顶气相管线、内件、管件、和安全阀管路造成酸露点腐蚀。在上述材料的选型时，就需要考虑高等级耐腐蚀不锈钢甚至合金钢材质，增加了装置投资和供货周期，也不利于后续检维修。
通过加入露点计算模块，通过收集塔顶管线的介质密度、温度、压力、和流量信息，在DCS中实时计算出当前流体的露点温度，并自动与实时塔顶温度做差，提示塔顶温度运行在合理区间，避免流体结露，从本质上消除了酸露点腐蚀在该部分管路上的形成条件，使相关选材可降低至碳钢，降低了实时成本。
3 结 论
通过对常规精馏塔控制方案的改进，在不改变工艺流程和设备设计的条件下，通过极少的仪表及控制系统投入，极大地降低了精馏塔泄放量，并提高了装置的自动化操作水平和故障早期预警能力，还降低了装置和系统的建设投资，取得了良好的经济效益。
在某60万吨/年丙烷加工装置原料精制预处理单元成功运用上述技术改进，将装置单点最大泄放量由611194 kg/h降低至208280 kg/h，达到了技术改进目标，是一次成功的设计改进。