CN118496889B - 一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置系统和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置系统和方法，属于原油处理技术，本发明通过所述产品结构配置系统建立了浆态床多循环工艺中原料油、小循环与大循环热高分未转化油等在稳态下的API值以及相应的汽柴油、石脑油、船燃与蜡油等产出量的数学模型，在无需改变浆态床工艺条件下，通过调整（λ1，λ2，λ3）获得与不同原料（流入）相应的产品结构（流出），或者获得最大的经济收益，或者在炼化一体化现有条件下通过“影子价格”获得最大的企业综合收益。

Description

一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置系统和方法
技术领域
本发明涉及原油（煤焦油、渣油、重油）处理技术，特别是一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置系统和方法。
背景技术
煤焦油、渣油、重油轻质化技术主要有脱碳和加氢两个路线，其中脱碳路线轻质油收率低，产品质量差，能耗高，延迟焦化污染环境；而加氢路线能最大化将煤焦油、渣油、重油转化成轻质产品，能耗低，大幅度降低碳排放。
现有技术中加氢技术可分为固定床技术、沸腾床技术、移动床技术和浆态床技术，其中，沸腾床、移动床尚处于研究阶段，固定床是比较成熟，但其对原料的适应性较差，操作周期短，催化剂受热不均匀、易飞温、液体收率低等缺点。而浆态床加氢技术对原料的适应性广，可以加工任何劣质的进料;可以在较高的空速下操作，能提高装置的处理能力；流程和反应器结构简单、易于操作等。浆态床渣油加氢装置以劣质减压渣油和催化裂化油浆为原料，经加氢热裂化反应，生产出液化气、化工原料、重石脑油、柴油、减压蜡油，轻油转化率可达90~95%；此外，可以将重质、劣质原油高效转化为清洁油品，具有转化能力强、轻油收率高等显著技术优势，能更好适应原料性质变化。
但目前浆态床加氢裂解技术只能将特定原料物转变为特定产品而非定向产品，其工艺条件一旦固定不得轻易改变。而浆态床加氢裂解所产出的热高分汽柴油、石脑油等轻质油产品与热低分船燃、蜡油等重质油产品的市场价格与需求量是不断变化的，如何在技术上实现动态调整产品结构以适应市场需求并实现边际收入最大化是炼化企业所关心并亟待解决的问题。
发明内容
鉴于上述亟待解决的问题，本发明提供了一种基于加氢热裂化多循环工艺的产品结构定向配置系统，建立了加氢热裂解多循环工艺中原料油、小循环与大循环未转化油等在稳态下的API值以及相应的产品如汽柴油、石脑油、船燃与蜡油等的产出量的数学模型，基于该模型通过将热高分小循环油的占比，热低分小循环油的占比与大循环油的占比作为控制变量，依据市场价格信息，在无需改变浆态床工艺条件的情况下，即可快速调整使得炼油企业获得经济收益最大的产品结构并兼顾使得浆态床技术中的工艺条件处于帕累托状态。
本发明提供的具体解决方案如下：
本发明的第一方面，提供一种基于加氢热裂化多循环工艺的产品结构配置系统，其特征在于，包括加氢反应器、热高分罐、热低分罐、分馏设备、多个管线和多个循环泵；其中：
所述浆态床加氢反应器底部的原料流入口设置有原料流入管线，顶部为反应产物输出口；
所述热高分罐、热低分罐和分馏设备均具有产品收集口和重组分回收流出口；
所述浆态床加氢反应器通过管线与热高分罐直接连接，使得加氢热裂化反应产物能输送到热高分罐中进行闪蒸分离，热高分罐分离出的轻组分产品经热高分罐馏分油收集口被收集；
热高分罐的重组分回收流出口通过管线与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线相连接，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能够部分或全部回到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热高分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热高分重组分即热高分小循环油占比用λ1表示;
所述管线上设置有支路，所述支路末端连接所述热低分罐，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能部分或全部经减压后进入所述热低分罐中继续进行闪蒸分离，热低分罐分离出的轻组分产品经热低分罐馏分油收集口被收集；所述热低分罐的重组分回收流出口通过管线与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线相连接，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够回流到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热低分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热低分重组分即热低分小循环油占比用λ2表示；
所述管线设置有支路，所述支路末端连接所述分馏设备，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够进入所述分馏设备中进行分馏，馏分产品被收集;重组分回收流出口通过管线与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线相连接，使得含循环催化剂的分馏未转化油能部分或全部回流进入浆态床加氢反应器继续反应，形成大循环，其中回到浆态床加氢反应器中的分馏未转化油即大循环油占比用λ3表示；
各所述管线和支路上设置有流量控制阀，用于分别控制进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量。
优选地，所述管线、管线、管线上设置有循环泵，用于将循环油输送返回至浆态床反应器中。
优选地，所述管线上设置有加热装置用于在热高分小循环油回流到浆态床加氢反应器中之前对其进行预热。
优选地，所述支路上设置有减压装置，用于对重组分在进入所述热低分罐之前对其进行减压。
优选地，所述浆态床加氢反应器指浆态床加氢反应器、悬浮床加氢反应器、固定床加氢反应器、移动床加氢反应器或沸腾床加氢反应器；优选浆态床加氢反应器。
优选地，所述系统还包括自动控制装置，用于根据内置的数学模型及其设定参数对所述流量控制阀进行控制以优化进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量，从而
（1）提升反应器进口混合油的品质；
（2）优化产品结构分布；和/或
（3）最大化产品边际收入。
本发明的第二方面提供一种基于浆态床多循环加氢工艺处理原料油的方法，其特征在于，基于上述产品结构配置系统，对原料油进行处理，在处理过程中对进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量中的一项或多项进行控制以满足：反应器进口混合油品质需求，产品结构的需求、原料试剂成本控制需求或产品边际收入最优化需求中的一项或多项。
本发明的第三方面提供一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置方法，其特征在于，基于上述产品结构配置系统，在处理原料油过程中对所述流量控制阀进行控制（优选采用数学模型）以优化进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量，从而实现
i优化产品结构分布；和/或
ii最大化产品边际收入；
其中所述数学模型如下：
模型（1）：反应器进口混合油品质API
假设
煤焦油/重油/渣油等原料油的API值是A0，
热高分未转化油的API值是A12，
热低分未转化油的API值是A22，
分馏装置未转化油的API值是A32，
则反应器进口混合油品质API的近似公式如下：
其中，
模型（2）：最优化问题：
s.t. 约束条件：
，
其中，
为浆态床加工煤焦油/重油/渣油等原料油的边际贡献，即热高分、热低分的产品价值扣除原料油成本以及氢气与催化剂等的变动费用；
为第i种组分在热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时的产出量，共有n种组分；
为第i种组分的市场价格或影子价格，为煤焦油/重油/渣油等原料油的市场价格；为催化剂价格；为氢气价格；
为热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时单位产出的能耗成本；
模型（3）：反应器进口混合油流量
其中，
F指在稳态运行时的反应器进口混合油流量，进口混合油包括原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油等；
Q指在单位时间煤焦油/重油/渣油等原料油流量；
H指单位时间氢气流量；
C指单位时间催化剂流量；
Q11 指热高分小循环分配流量，，E1为热高分出率，
Q12 指热低分小循环分配流量，，E2是热低分出率；
Q2”指分馏设备未转化油回流量即大循环分配流量，，其中，；
通过模型（1）计算，运用热高分小循环油热的占比λ1，热低分小循环油的占比λ2和大循环油的占比λ3，调整反应器进口混合油中原料油、热高分未转化油、热低分未转化油与分馏装置未转化油四者之间的配比，获得稳态运行时的API值，以适应浆态床多循环加氢工艺；
通过模型（2），依据实验数据和市场数据各类产品市场价格、原料油价格、催化剂价格、能耗价格，利用解析公式法或优选法获得最优解()，从而对系统中的热高分小循环油流量、热低分小循环油流量和大循环油流量进行混合流量控制，实现对产品结构的调整，和/或实现炼化厂的边际贡献最大化；
所述产品结构是指热高分罐、热低分罐与分馏设备的产品比例；所述实验数据指不同λ1,λ2,λ3比例方案下的产品产量、原料量、催化剂用量、氢气用量，和能耗成本。
综上，首先，本发明建立了浆态床多循环工艺中原料油、小循环与大循环未转化油等在稳态下的API值以及相应的汽柴油、石脑油、船燃与蜡油等产出量的数学模型；
其次，通过将热高分小循环油的占比λ1、热低分小循环油的占比λ2与大循环油的占比λ3为控制变量，依据市场价格信息，在无需改变浆态床工艺条件下，即可快速调整产品结构，使得炼油企业获得经济收益最大的产品结构，把握市场先机。
第三，本发明在浆态床多循环加氢工艺条件下，通过将热高分小循环油的占比λ1、热低分小循环油的占比λ2与大循环油的占比λ3，控制反应器进口物料性质，依据实际需求调节产品分布，获得有利于炼油企业的产品结构。
第四，通过将热高分小循环油的占比λ1、热低分小循环油的占比λ2与大循环油的占比λ3，可以使得浆态床技术工艺中体积空速、氢油比、操作温度、操作压力、催化剂等工艺条件处于帕累托状态，以便寻找符合企业偏好的多目标解。
综上所述，在原料价格与产品价格波动的情况下，改变原料（劣质重油或渣油）或调整产品结构是客观需求，本发明可以通过对大小循环的流量控制从而调整(λ1、λ2、λ3)获得与不同原料（流入）相应的产品结构（流出），或者获得最大的经济收益，或者在炼化一体化现有条件下通过“影子价格”获得最大的企业综合收益。
附图说明
图1本发明的产品结构配置系统连接关系及工作原理示意图；其中
1-原料流入管线，2-管线，3-管线，4-管线，5-管线，31-支路，41-支路，51-支路；
图2示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的X1、X2产量数据；
图3示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的产品结构的价格数据
图4示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的催化剂用量变化；
图5示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的氢气用量H变化；
图6示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的能耗成本EC变化；
图7示出本发明的最优化模型算例中，不同λ2值下的边际利润MC。
具体实施方式
以下通过具体实施方案对本发明进行更详细的说明。但不应解读为对本发明所请求的保护范围的限制。
一、本发明所依据的现有化学机理
1.化学键断裂顺序
在使用催化剂进行渣油或重油加氢裂化时，裂化反应主要是由热裂化贡献的，裂化实际上是有机分子的键断裂（单键断裂）。
在热裂化条件下，有机分子键断裂的难易取决于化学键的强弱。单键的强度按下列顺序逐渐减弱：C—H>C—C>C—N>C—S。键断裂的难易顺序同化学键的强弱顺序相同，即C—H键最难断裂，C—S键最易断裂。另外，化学键的强度是在链中央处弱、端基处强，越往两端键的强度越大。所以，在链中央处的键比端基处的键易断裂。
在热裂化时，反应温度低时，主要是强度较弱的键断裂，即键在链的中央处断裂，生成中等长度的自由基。随着温度的升高，端基处的链断裂的机会加大，这时就会同时发生不同部位的化学键和不同强度的化学键的同时断裂，产生小的自由基、中等长度的自由基和长链自由基并被加氢闭合、或自由基间的结合。
2.热裂化反应
热反应包括烷烃的热反应，环烷烃的热反应，芳烃的热转化反应，胶质和沥青质的热反应等。
（1）烷烃的热反应
烷烃的热裂化主要有C—C键断裂生成较小分子的烷烃和烯烃，以及C—H键断裂生成碳原子数保持不变的烯烃及氢气等反应。对于烷烃，C—C键比C—H键更易于断裂。分子中C—C键键能由分子的两端向中间逐渐减弱，因此烷烃分解时多从中间的C—C键处断裂，而且分子越大，越易断裂。异构烷烃比正构烷烃更易于断链。
（2）环烷烃的热反应
环烷烃的热反应主要发生下列两类反应：①侧链断裂反应：在高温下，环烷烃侧链上的C—C键和烷烃一样也能发生断链反应，使侧链变短或脱除，同时生成较小分子的烷烃或烯烃。②环烷环的断裂反应：环烷环的环上的C—C键的热稳定性较侧链高，但在温度较高时环烷环也会断裂生成小分子烯烃。
（3）芳烃的热转化反应
芳烃的芳环稳定性较好，一般条件下难以断裂，芳烃的热转化反应主要包括：
i.烷基芳香烃的断侧链及脱烷基反应；
ii.缩合反应。芳烃在高温下能脱氢缩合成环数更多的芳烃，其缩合程度逐渐增大，直至成为H/C比很低的焦炭。
（4）胶质和沥青质的热反应
胶质、沥青质主要是多环、稠环化合物，分子中也多含有杂原子。胶质在受热过程中，一方面发生断侧链、断链桥等裂解反应生成气体、馏分油，另一方面缩合为沥青质。
渣油中的沥青质基本结构是以多核芳烃为中心的片状物，含有S、N、Ni、V等杂原子，而在这些片状物的周边连着烷基、环烷基，进而形成胶束，它的相对分子质量可达几千到上万。沥青质有岛式和群岛式等结构，岛式结构的沥青质更不容易加工并易生成焦炭。沥青质的转化主要有两个途径：一是沥青质胶束的破坏及解聚，这个过程使相对分子质量变小及硫、氮、金属脱除；二是热缩合生焦，致焦炭析出在催化剂上结焦。
3.加氢反应机理
在加氢反应初始阶段，在氢气存在条件下，催化剂颗粒与硫化氢气体反应生成金属硫化物，然后催化剂硫化物再吸附氢使其活化为氢自由基，氢自由基可以捕获并封闭生焦前身物自由基，从而显著抑焦，但同时也抑制裂化能力；随着反应的继续进行，大分子自由基开始大量吸附到催化剂颗粒上，并使催化剂失去了活化氢的能力，进而成为焦炭沉积的载体，减少了反应器壁的结焦。
催化剂的作用是使氢气转化为活性氢原子，然后此活性氢原子再与烃自由基进行反应。当没有氢气存在时，催化剂的作用只不过是焦炭的载体，不能有效地抑制生焦。氢气的主要作用是转化为活性氢原子与烃自由基进行结合，这样一方面可以产生高质量的产品，更重要的是中和自由基防止缩合生焦反应。
二、本发明的多循环加氢反应产品结构配置系统及工艺
1.构建多循环加氢反应的产品结构配置系统
根据本发明的思路，优选采用浆态床加氢反应器（但不限于此），通过在浆态床加氢反应器基础上联结循环管路、热高分罐，热低分罐、分馏设备、循环泵、控制阀等组件形成。
如图1所示是本发明的产品结构配置系统的典型实施方式，其特征在于，包括浆态床加氢反应器、热高分罐、热低分罐、分馏设备、多个管线和多个循环泵；其中：所述浆态床加氢反应器底部的原料流入口设置有原料流入管线1，顶部为反应产物输出口；所述热高分罐、热低分罐和分馏设备均具有产品收集口和重组分回收流出口；所述浆态床加氢反应器通过管线2与热高分罐直接连接，使得加氢热裂化反应产物能输送到热高分罐中进行闪蒸分离，热高分罐分离出的轻组分产品经热高分罐馏分油收集口被收集；
热高分罐的重组分回收流出口通过管线3与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线1相连接，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能够部分或全部回到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热高分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热高分重组分即热高分小循环油占比用λ1表示；
所述管线3上设置有支路31，所述支路31末端连接所述热低分罐，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能部分或全部经减压后进入所述热低分罐中继续进行闪蒸分离，热低分罐分离出的轻组分产品经热低分罐馏分油收集口被收集；所述热低分罐的重组分回收流出口通过管线4与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线1相连接，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够回流到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热低分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热低分重组分即热低分小循环油占比用λ2表示；
所述管线4设置有支路41，所述支路41末端连接所述分馏设备，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够进入所述分馏设备中进行分馏，馏分产品被收集;重组分回收流出口通过管线5与浆态床加氢反应器底部的原料流入管线1相连接，使得含循环催化剂的分馏未转化油能部分或全部回流进入浆态床加氢反应器继续反应，形成大循环，其中回到浆态床加氢反应器中的分馏未转化油即大循环油占比用λ3表示；
各所述管线和支路上设置有流量控制阀，用于分别控制进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量。
优选实施方案中，所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述管线3、管线4、管线5上设置有循环泵，用于将循环油输送返回至浆态床反应器中。
优选实施方案中，所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述管线3上设置有加热装置用于在热高分小循环油回流到浆态床加氢反应器中之前对其进行预热。
优选实施方案中，所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述支路31上设置有减压装置，用于对重组分在进入所述热低分罐之前对其进行减压。
优选实施方案中，所述的产品结构配置系统，其特征在于，还包括自动控制装置，用于对流量控制阀进行控制以优化进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量，从而优化产品结构分布；和/或最大化产品边际收入。
如图1的系统，新鲜原料预热后与氢气进入浆态床反应器进行加氢热裂化反应。
反应产物进入热高分罐进行闪蒸分离，气体、馏分油等轻组分产品进入后系统收集处理，重组分共分为三股：
①预热后回流反应器继续反应，完成热高分小循环；
②减压后进入热低分罐，闪蒸出部分轻馏分油产品；热低分罐内的重组分一部分通过小循环泵返回浆态床反应器继续反应，完成热低分小循环流程；另一部分通过循环泵进入分馏设备继续分离，蒸馏所得重柴油、蜡油等馏分作为产品收集。
③分馏未转化油含循环催化剂回流进入浆态床反应器，完成大循环流程，部分剩余尾油外排。
其中
小循环流程：由热高分、热低分循环组成，可提高转化率，但是增加催化剂消耗与能耗，反应产物以热高分、热低分顶部为排出口，分离不充分，且产物以汽油、轻柴油等轻馏分为主，难以满足炼厂蜡油等馏分原料需求。
大循环流程：热低分流出的重组分通过循环泵进入分馏设备继续分离，蒸馏所得重柴油、蜡油等馏分作为产品收集；分馏未转化油含循环催化剂回流进入浆态床反应器，完成大循环流程，部分剩余尾油外排。大循环经过热高分、热低分后，剩余反应产物进入分馏设备进行分离，可控制返回反应器馏分性质，产品分布广，利于炼厂后续产品加工需求。
大循环和小循环结合，通过各循环管路流量的控制，可以根据需要实时调整产品结构。
目的：本发明之目的在于：（1）控制热高分、热低分与分馏设备的产品比例（前两者以汽柴油、石脑油等轻质油为主，后者以船燃、蜡油等重质油为主）；（2）提高工艺安全性（浆态床多循环工艺通过小循环适度提升混合油品质，减轻浆态床的工艺负荷，虽然体积空速有所降低，但是安全运行得到保障）；（3）通过控制小循环油与大循环油的流量，可以调整反应器进口混合油料的API值，进而改变产品结构分布。
多循环流量控制法建模
假设热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2，大循环油的占比为λ3，其满足约束条件如下：
1）当λ1=λ2=0，λ3=1时，装置只进行大循环操作，此时装置总进料量高，操作条件不变，实际停留时间短，此时反应裂化程度低，大分子断链增加，蜡油等重质油产量较高；
2）当λ1+λ2=1，λ3=0时，装置只进行小循环操作，此时热高分未转化油和热低分未转化油全部回流反应器，装置总进料量低，操作条件不变，实际停留时间长，此时单次裂化程度高，小分子断链占主导地位，汽柴油、石脑油等轻质油产量较高；
（1）符号
反应器
单位时间反应器进口混合油流量F【体积/单位时间】；
单位时间煤焦油/重油/渣油等原料油流量Q【体积/单位时间】；
单位时间氢气流量H【体积/单位时间】；
催化剂流量C【体积/单位时间】；
热高分
热高分出率E1【体积/体积】；
热高分产出量【体积/单位时间】；
热高分未转化率1-E1【体积/体积】；
热高分未转化油流量【体积/单位时间】；
热高分未转化油循环流量Q11【体积/单位时间】；
热低分
热低分出率E2【体积/体积】；
热低分产出量【体积/单位时间】；
热低分未转化率1-E2【体积/体积】；
热低分未转化油流量【体积/单位时间】；
热低分未转化油循环流量Q12【体积/单位时间】；
控制变量
热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2，大循环油的占比为λ3；
热高分小循环分配流量【体积/单位时间】；
热低分小循环分配流量【体积/单位时间】；
大循环分配流量【体积/单位时间】；
分馏设备
分馏设备出率E3【体积/体积】；
分馏设备产出量【体积/单位时间】；
分馏设备未转化率1-E3【体积/体积】；
分馏设备未转化油【体积/单位时间】；
尾渣比率z【体积/体积】；
尾渣量；
分馏设备未转化油回流量；
（2）反应器体积空速的数学模型
体积空速：是单位时间反应器的进口混合油流量；
原理：在浆态床反应器的容积不变的条件下，单位时间原料油流量越大越好；但是煤焦油/重油/渣油等原料油的API值A0越高，则浆态床运行负荷越大，处理难度越高，体积空速越低。
在稳态运行的情况下，体积空速的计算公式如下：
（3）反应器进口API值的数学模型
API度（API gravity）是表示石油及石油产品密度的一种量度。国际上把 API度作为决定原油价格的主要标准之一；它的数值愈大，表示原油愈轻，价格愈高。
API度作为原油分类的基准，其标准温度为15.6℃(60°F)，它和15.6℃时的相对密度（与水比）的关系：API=(141.5/相对密度)-131.5。
符号假设
煤焦油/重油/渣油等原料油的API值是A0；
热高分产品的API值是A11（汽油、柴油、石脑油等轻组分）；
热高分未转化油的API值是A12；
热低分产品的API值是A21（柴油等轻组分）；
热低分未转化油的API值是A22；
分馏产品的API值是A31（船燃、蜡油等重组分）；
分馏设备未转化油的API值是A32；
对于任意给定的A0，以上7类油料API值之间的高低如下：
为了降低装置原料减压渣油的金属含量、沥青质含量、残炭值、硫、氮含量及粘度等，本示例中采用部分催化裂化循环油（热高分和热低分未转化油）与减压蜡油（分馏未转化油）与减压渣油混合作为装置的原料。
所以进口混合油API值的数学模型如下，其中催化油浆、氢气与催化剂的影响忽略不计：
其中，
注：在本示例中，采用API代替复杂的具体组分，是以简化的方式描述进口混合油，能够覆盖大多数情况下的原料配置，比如采用汽油、柴油、石脑油、蜡油等组分作为装置的原料的情况；对于不同炼化一体化企业，可以根据采用的原料的API值进行调整。
（4）最优控制
（4.1）混合原料配置问题
JESO浆态床多循环加氢裂化工艺不仅可以使得催化剂重复利用，而且可以通过控制热高分小循环油的占比、热低分小循环油的占比与大循环油的占比，调整在混合油中煤焦油/重油/渣油等原料油、热低分未转化油与分馏装置未转化油等三者之间的配比，最终实现提升反应器进口混合油的品质以适应浆态床多循环加氢工艺。
（4.2）产品结构调整问题
首先，混合油的品质越好，即API值越高，则热高分产出量P1与热高分出率E1都越高；由于热高分未转化油的API保持不变，热低分出率E2始终保持不变。
其次，如果煤焦油/重油/渣油等原料油的品质（API等）不变，小循环占比λ1+λ2不变，则混合油的品质不变，此时，热高分产出量P1与热高分出率E1，热低分产出量P2与热低分出率E2、分馏产出量P3与分馏出率E3等都保持不变。
第三，如果煤焦油/重油/渣油等原料油的品质（API等）不变，小循环占比λ1+λ2越大，混合油的品质越高，则热高分产出量P1增加，因此汽柴油、石脑油等轻组分出率越高，船燃、蜡油等重组分出率越低，反之亦然。
4.3商业价值问题
一般来说，特定的化工工艺只能将特定原料物转变为非定向产品，无法实现定向产品结构控制，因为现有技术中类“原料控制法”的工艺条件一旦固定不能轻易改变。
浆态床多循环工艺热高分所产出的汽柴油、石脑油等轻质油与热低分所产出的船燃、蜡油等重质油的市场价格与需求量不断变化，因此炼化企业需要动态调整产品结构以适应市场需求。而本发明的“流量控制法”通过控制热高分小循环油的占比λ1、热低分小循环油的占比λ2与大循环油的占比λ3，调整产品结构适应市场需求确保炼化企业最大化经济收益。
在浆态床正常运行的状态下，调整小循环与大循环的配置比例需要逐步进行，因此如何依据产品结构需求寻找最佳的配置比例是一项“牵一发而动全身”的系统工程。
如何使得炼化企业的边际收入最大化是企业所关心的问题，为此，本发明提供了最优化模型
s.t.
（1）约束条件
（2）单位时间混合油流量F（即体积空速）
其中为浆态床加工煤焦油/重油/渣油等原料油的边际贡献，即热高分、热低分的产品价值扣除原料油成本以及氢气与催化剂等的变动费用；
为第i种组分在热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时的产出量，共有n种组分；
为第i种组分的市场价格或影子价格，为煤焦油/重油/渣油等原料油的市场价格；为催化剂价格；为氢气价格；
为热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时单位产出的能耗成本；
Q11（λ1,λ2,λ3）为单位时间热高分小循环分配流量；
Q12（λ1,λ2,λ3）为单位时间热低分小循环分配流量；
Q2”（λ1,λ2,λ3）为单位时间分馏设备未转化油回流量，即大循环分配流量。
最优模型求解方法
基于实验数据，利用解析公式法或优选法获得热高分小循环油的占比λ1、热低分小循环油的占比λ2与大循环油的占比λ3。
上述实验数据指不同λ1λ2λ3比例方案下的产品产量（X1，X2。。。Xn）、原料量、催化剂用量、氢气用量，和能耗成本 ( Q, C, H, EC)。
三、算例
不失一般性，以下以100万吨渣油浆态床加氢装置在稳态运行状态下，以下表-1是采用不同λ1λ2λ3分配方案下催化剂用量C，氢气用量H，能耗成本EC和边际利润MC的变化数据，以及不同方案下的渣油、催化剂、氢气、能耗等成本以及相应产品结构的价格数据（以本发明（模型2）的算例示例）。
在本案例中不考虑热高分小循环分配流量，即令λ1=0。
表-1：算例数据表
图2~7示出了不同λ2值下的产品结构的产量数据，价格数据，催化剂用量C，氢气用量H，能耗成本EC和边际利润MC的变化；
可以看出，当热高分小循环占比λ1=0，热低分小循环占比λ2 *=0.3，大循环占比λ3 *=0.7时，边际贡献MC达到最大值，即可以通过调整λ1,λ2,λ3分配实现当前最优边际利润。
上述示例说明，本发明基于浆态床的多循环加氢工艺产品结构配置系统，通过调整工艺参数（温度、压力、催化剂、氢耗、体积空速等），达到稳态运行的条件后，无需改变技术路线，仅仅调整流量以实现不同的λ1,λ2,λ3分配方案，即可获得不同的产品结构；或者依据市场价格动态变化（原油以及产品），调整流量以实现不同的λ1,λ2,λ3分配方案，从而实现边际收入最大化；或依据炼化一体化的具体情况，基于影子价格，调整流量使得炼厂物料平衡达到最佳状态。

Claims (9)

1.一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置系统，其特征在于，包括浆态床加氢反应器、热高分罐、热低分罐、分馏设备、多个管线和多个循环泵；其中：
所述浆态床加氢反应器底部的原料流入口设置有第一管线（1）用于原料流入，顶部为反应产物输出口；
所述热高分罐、热低分罐和分馏设备均具有产品收集口和重组分回收流出口；
所述浆态床加氢反应器通过第二管线（2）与热高分罐直接连接，使得加氢热裂化反应产物能输送到热高分罐中进行闪蒸分离，热高分罐分离出的轻组分产品经热高分罐馏分油收集口被收集；
热高分罐的重组分回收流出口通过第三管线（3）与浆态床加氢反应器底部的所述第一管线（1）相连接，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能够部分或全部回到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热高分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热高分重组分即热高分小循环油占比用λ1表示；
所述第三管线（3）上设置有第一支路（31），所述第一支路（31）末端连接所述热低分罐，使得从热高分罐的重组分回收流出口流出的重组分能部分或全部经减压后进入所述热低分罐中继续进行闪蒸分离，热低分罐分离出的轻组分产品经热低分罐馏分油收集口被收集；所述热低分罐的重组分回收流出口通过第四管线（4）与浆态床加氢反应器底部的所述第一管线（1）相连接，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够回流到浆态床加氢反应器中继续反应，形成热低分小循环；其中回到浆态床加氢反应器中的热低分重组分即热低分小循环油占比用λ2表示；
所述第四管线（4）设置有第二支路（41），所述第二支路（41）末端连接所述分馏设备，使得从热低分罐的重组分回收流出口流出的部分或全部重组分能够进入所述分馏设备中进行分馏，馏分产品被收集; 重组分回收流出口通过第五管线（5）与浆态床加氢反应器底部的所述第一管线（1）相连接，使得含循环催化剂的分馏未转化油能部分或全部回流进入浆态床加氢反应器继续反应，形成大循环，其中回到浆态床加氢反应器中的分馏未转化油即大循环油占比用λ3表示；
各管线和支路上设置有流量控制阀，用于分别控制进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量；
通过对大小循环的流量控制，从而调整λ1、λ2、λ3以获得与不同原料流入相应的产品结构流出。
2.根据权利要求1所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述第三管线（3）、第四管线（4）、第五管线（5）上设置有循环泵，用于将循环油输送返回至浆态床反应器中。
3.根据权利要求1所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述第三管线（3）上设置有加热装置用于在热高分小循环油回流到浆态床加氢反应器中之前对其进行预热。
4. 根据权利要求1所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述第一支路（31）上设置有减压装置，用于对重组分在进入所述热低分罐之前对其进行减压。
5.根据权利要求1所述的产品结构配置系统，其特征在于，还包括自动控制装置，用于对流量控制阀进行控制以优化进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量，从而
（1）优化产品结构分布；和/或（2）最大化产品边际收入。
6.根据权利要求5所述的产品结构配置系统，其特征在于，所述对流量控制阀进行控制是通过数学模型及其设定参数来显示；
所述数学模型如下：
模型（1）：反应器进口混合油品质API
假设
煤焦油/重油/渣油原料油的API值是A0，
热高分未转化油的API值是A12，
热低分未转化油的API值是A22，
分馏装置未转化油的API值是A32，
则反应器进口混合油品质API的近似公式如下：
其中，
模型（2）：最优化问题：
s.t. 约束条件：
，
其中，
为浆态床加工煤焦油/重油/渣油原料油的边际贡献，即热高分、热低分的产品价值扣除原料油成本以及氢气与催化剂的变动费用；
为第i种组分在热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时的产出量，共有n种组分；
为第i种组分的市场价格或影子价格，为煤焦油/重油/渣油原料油的市场价格；为催化剂价格；为氢气价格；
为热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时单位产出的能耗成本；
模型（3）：反应器进口混合油流量
其中，
F指在稳态运行时的反应器进口混合油流量，进口混合油包括原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油；
Q指在单位时间煤焦油/重油/渣油原料油流量；
H指单位时间氢气流量；
C指单位时间催化剂流量；
Q11 指热高分小循环分配流量，，E1为热高分出率，
Q12 指热低分小循环分配流量，，E2是热低分出率；
Q2”指分馏设备未转化油回流量即大循环分配流量，，其中，。
7.一种基于浆态床多循环加氢工艺处理原料油的方法，其特征在于，基于权利要求1~6任一所述的产品结构配置系统，对原料油进行处理，在处理过程中对进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量中的一项或多项进行控制以满足：反应器进口混合油品质需求，产品结构的需求、原料试剂成本控制需求或产品边际收入最优化需求中的一项或多项。
8. 一种基于浆态床多循环加氢工艺的产品结构配置方法，其特征在于，基于权利要求1~6任一所述的产品结构配置系统，在处理原料油过程中对流量控制阀进行控制以优化进入所述浆态床加氢反应器中的原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油的流量及彼此之间的比例，从而实现 (i) 优化产品结构分布；和/或(ii)最大化产品边际收入，
所述产品结构是指所述热高分罐、热低分罐与分馏设备的产品比例。
9. 根据权利要求8所述的产品结构配置方法，其特性在于，所述对流量控制阀进行控制是通过以下数学模型实现，所述数学模型如下：
模型（1）：反应器进口混合油品质API
假设
煤焦油/重油/渣油原料油的API值是A0，
热高分未转化油的API值是A12，
热低分未转化油的API值是A22，
分馏装置未转化油的API值是A32，
则反应器进口混合油品质API的近似公式如下：
其中，
模型（2）：最优化问题：
s.t. 约束条件：
，
其中，
为浆态床加工煤焦油/重油/渣油原料油的边际贡献，即热高分、热低分的产品价值扣除原料油成本以及氢气与催化剂的变动费用；
为第i种组分在热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时的产出量，共有n种组分；
为第i种组分的市场价格或影子价格，为煤焦油/重油/渣油原料油的市场价格；为催化剂价格；为氢气价格；
为热高分小循环油的占比为λ1、热低分小循环油的占比为λ2与大循环油的占比为λ3时单位产出的能耗成本；
模型（3）：反应器进口混合油流量
其中，
F指在稳态运行时的反应器进口混合油流量，进口混合油包括原料油、热高分小循环油、热低分小循环油和大循环油；
Q指在单位时间煤焦油/重油/渣油原料油流量；
H指单位时间氢气流量；
C指单位时间催化剂流量；
Q11 指热高分小循环分配流量，，E1为热高分出率，
Q12 指热低分小循环分配流量，，E2是热低分出率；
Q2”指分馏设备未转化油回流量即大循环分配流量，，其中，；
通过模型（1）计算，运用热高分小循环油热的占比λ1，热低分小循环油的占比λ2和大循环油的占比λ3，以及反应器进口混合油中在原料油、热高分未转化油、热低分未转化油与分馏装置未转化油四者之间的配比，获得稳态运行时的API值，以适应浆态床多循环加氢工艺；
通过模型（2），依据实验数据和市场数据各类产品市场价格、原料油价格、催化剂价格、能耗价格，利用解析公式法或优选法获得最优解()，从而对系统中的热高分小循环油流量、热低分小循环油流量和大循环油流量进行混合流量控制，实现对产品结构的调整，和/或实现炼化厂的边际贡献最大化；
所述产品结构是指热高分罐、热低分罐与分馏设备的产品比例；所述实验数据指不同λ1,λ2,λ3比例方案下的产品产量、原料量、催化剂用量、氢气用量，和能耗成本。
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