干氣提濃乙烯裝置加工重整變壓吸附解吸氣的技術改造

黃 富，張 楊，彭國峰

(中國石油四川石化有限責任公司，成都 611930)

干氣提濃乙烯裝置加工重整變壓吸附解吸氣的技術改造

黃 富，張 楊，彭國峰

(中國石油四川石化有限責任公司，成都 611930)

為了加工重整變壓吸附(PSA)解吸氣，中國石油四川石化公司對30 000 m3h干氣提濃乙烯裝置進行了技術改造。重整PSA解吸氣中C3及C3以上重組分的體積分數為13.52%，遠高于設計值(3%)，使該裝置產生的凝液較多，凝液主要為C3～C5組分以及少量水分。改造中增設了管線將凝液送至催化裂化裝置，并將凝液管線增加伴熱設施，及時將凝液排出回收利用。改造后裝置運行效果良好，能將富含重組分的重整PSA解吸氣中的C2及C2以上組分高效回收，并有效脫除H2S，CO2，O2等雜質，為蒸汽裂解制乙烯裝置提供合格的原料氣，經濟效益可提高5 063萬元a。

變壓吸附 干氣 解吸氣 提濃 乙烯

煉油廠催化裂化等裝置會副產大量干氣，主要組分為 H2，CH4，C2H4，C2H6，并含少量C3及C3以上重組分。目前，大多數煉油廠將這種干氣用作各種燃燒爐的燃料，利用價值較低。若將干氣中的乙烷、乙烯提取，用作生產烯烴的原料，則可提高蒸汽裂解制乙烯裝置(簡稱乙烯裝置)的負荷。在國內，目前已開發回收催化裂化干氣中乙烯、乙烷組分的技術，并投入工業化生產。中國石油四川石化有限責任公司(簡稱四川石化)30 000 m3h干氣提濃乙烯裝置是采用四川天一科技股份公司開發的變壓吸附(PSA)技術，原設計以催化裂化干氣和加氫干氣為原料，經兩段變壓吸附濃縮、產品氣凈化后，回收干氣中的乙烯和乙烷以上重組分。經過創新性改造后，也可加工較重的重整PSA解吸氣，回收C2以上重組分作為乙烯裝置的原料。本文主要介紹該裝置加工催化重整PSA解吸氣的技術改造措施以及改造后的運行效果。

1 干氣提濃乙烯裝置工藝流程

干氣提濃乙烯裝置由PSA分離單元和凈化單元組成，其工藝流程示意如圖1所示。

PSA技術是利用吸附劑對不同氣體的選擇性吸附特性，通過在加壓下優先吸附重組分，在減壓下釋放被吸附組分并使吸附劑獲得再生，從而達到連續分離混合氣體的目的[1-4]。原料干氣中乙烯和乙烷體積分數為24%(設計值)，與乙烯裝置裂解氣相比乙烯含量偏低，無法直接進入乙烯裝置進一步分離回收。在加壓條件下，吸附劑吸附干氣中的C2及C2以上組分，弱吸附組分H2，N2，CH4等通過吸附劑床層由吸附器頂部排出，從而使氣體混合物分離。減壓時被吸附的C2及C2以上組分脫附，得到未經精制處理的富含乙烷、乙烯的半產品氣，同時吸附劑得以再生。吸附器內的吸附劑對C2及C2以上組分的吸附量是一定的，當吸附劑吸附飽和后，通過降低壓力使C2及C2以上組分從吸附劑上解吸干凈，實現吸附劑的循環使用。

變壓吸附部分采用兩段變壓吸附工藝，吸附壓力控制在0.7～0.8 MPa(設計值)。分離出富含氫氣的輕組分氣體作為燃料氣送至燃料氣管網，富含乙烯、乙烷等C2及C2以上組分的半產品氣(1.2～1.3 MPa)進入凈化單元，經胺洗脫除酸性氣體(H2S、CO2)，再經過專用固定床進一步催化處理脫去硫、汞、砷、氧等有害組分，最終獲得符合乙烯裝置要求的富含乙烯的產品氣。

2 干氣提濃乙烯裝置技術改造

四川石化干氣提濃乙烯裝置于2014年3月投產，生產出合格的產品氣送乙烯裝置。裝置設計規模為30 000 m3h(186.55 kta)，設計原料氣為催化裂化干氣(19 589.1 m3h)和加氫干氣(包括渣油加氫、蠟油加氫和柴油加氫干氣，10 063.3 m3h)，獲得富含乙烯的產品氣8 025.7 m3h、副產品燃料氣(吸附廢氣)21 028.4m3h。由于加氫干氣性質和流量很不穩定，氫氣體積分數高達70%，乙烷體積分數為7%左右，幾乎不含乙烯，回收價值低，因此本裝置開工一年多以來，僅僅加工催化裂化干氣，其負荷隨著催化裂化干氣產量的變化而變化，一般為50%左右，最低僅為30%，因此，需要拓展原料，增加裝置負荷，提高經濟效益。

圖1 干氣提濃乙烯裝置的工藝流程示意

2.1 加工重整PSA解吸氣產生的問題

四川石化重整PSA解吸氣設計為排放至燃料氣管網供各裝置燃燒爐使用。重整PSA解吸氣及催化裂化干氣的組成見表1。從表1可以看出，重整PSA解吸氣中含有25.83%(體積分數)的C2及C2以上組分，可以考慮將其作為干氣提濃乙烯裝置原料，回收其中有價值的組分。

干氣提濃乙烯裝置原設計加工催化裂化干氣和加氫干氣的混合氣生產富含乙烯的產品氣，作為乙烯裝置原料，生產過程中產生的工藝凝液全部匯入火炬放空罐，減壓閃蒸出的烴類氣體進入火炬系統、剩余含油污水經含油污水泵外送。重整PSA解吸氣中C3及C3以上組分體積分數為13.52%，遠高于設計原料氣中相應組分含量。將裝置原料變更為催化裂化干氣和重整PSA解吸氣的混合氣后，因重組分含量增加造成工藝凝液量顯著增加，給裝置運行帶來如下問題：①冷干機凝液水含量較高、減壓比例小，因而溫降不大，半產品氣壓縮機二級凝液水含量低、減壓比例大，因而溫降大，兩股減壓物料匯合后構成結冰條件，造成凝液排放至火炬放空罐(微正壓)總管后結冰凍堵；②經火炬放空罐閃蒸排入火炬系統的烴類氣體增多，這些烴類主要為C3～C5組分，若排放至火炬放空罐則會造成資源浪費；③凈化單元的胺液吸收塔后凈化氣分離器中含胺凝液較多，含胺凝液直接送至廢胺液罐，廢胺液罐產生的大量不凝氣直接進入火炬系統，造成資源浪費，且廢胺液含有較多的烴類，嚴禁送至硫磺回收裝置。

表1 催化裂化干氣及重整PSA解吸氣的組成 φ，%

2.2 加工重整PSA解吸氣的改造方案

針對干氣提濃乙烯裝置加工重整PSA解吸氣時出現的上述問題，裝置的改造思路主要有兩點，即重整PSA解吸氣引入位置和凝液的去向，具體改造內容如下：

(1) 重整PSA解吸氣接入加氫干氣管線上。由于加氫干氣中氫氣含量高，C2組分含量少，沒有回收價值，且解吸氣壓力較低，也需要經壓縮升壓后送至變壓吸附裝置，可就近將解吸氣管線與加氫干氣管線相通，充分利用原加氫干氣管線。

(2) 由于設計原料中重組分含量較低，原設計中干氣提濃乙烯裝置的所有凝液都是排至火炬放空罐，而加工含重組分較多的重整PSA解吸氣后，凝液較多，需要及時排出并回收利用。置換氣壓縮機一級分液罐(0.21 MPa)和半產品氣壓縮機一級分液罐(0.35 MPa)的壓力較低，C3及C3以上重組分沒能達到飽和狀態，產生的凝液極少，且這部分凝液壓力低，難以和壓力高的物料一起外送回收，因此這些凝液仍舊送至火炬放空罐。加工重整PSA解吸氣后，氣液分離器、加氫干氣分液罐、冷干分液罐、半產品氣分離器、氣水分離器、除油器、半產品氣壓縮機二級分液罐和置換氣壓縮機二級分液罐(0.4～1.2 MPa)產生的凝液較多，需要及時排出并回收利用。因此，在各條凝液管線集合后的總管上新增凝液管線至催化裂化裝置分餾塔塔頂回流罐(0.17 MPa)，并且設置局部蒸汽伴熱設施，防止壓力驟降導致管線結冰，以保障輸送通暢；新增一條管線將置換氣壓縮機一級凝液和半產品氣壓縮機一級凝液單獨送至火炬放空罐。

(3) 脫硫胺洗塔后凈化氣分離器原設計用于分離產品氣和胺液，分離出的胺液送至硫磺回收裝置。由于加工重整PSA解吸氣后，導致凈化氣分離器中烴類凝液較多，胺液較少，該含胺凝液不能送至催化裂化分餾塔回流罐，可外送至催化裂化產品精制單元的液化氣脫硫進料緩沖罐，催化裂化液化氣脫硫系統也為胺洗脫硫，胺液可在液化氣脫硫后進行分離除去。

3 改造后運行效果分析

干氣提濃乙烯裝置經過改造后，運行狀況良好。改造前，由于凝液排放至輕烴火炬罐，僅僅加工催化裂化干氣，凝液很少，且主要為含油污水。加工重整PSA解吸氣后，由于其中重組分含量高，烴類凝液明顯增多，將凝液排放至催化裂化分餾塔塔頂回流罐回收利用，并投用凝液蒸汽伴熱設施，避免了凝液氣化結冰堵塞管線，運行中沒有對催化裂化裝置的運行造成任何不良影響。

表2為吸附廢氣和產品氣的組成與設計值比較。由表2可知：改造后，干氣提濃乙烯裝置的一段、二段吸附廢氣中乙烷、乙烯及C2以上重組分體積分數分別為5.21%和3.13%，均低于設計值(5.93%)，表明從吸附廢氣中損失的有效成分很少；產品氣中乙烷、乙烯及C2以上重組分體積分數為88.64%，略高于設計值(88.55%)，表明產品氣中有效成分的純度較高；產品氣中C3及C3以上重組分體積分數高達30.60%，遠高于設計值(10.52%)，主要原因是重整PSA解吸氣原料中重組分含量很高，產品氣中重組分含量為在相應的壓力和溫度下(一般壓力為1.22 MPa，溫度為35 ℃)達到飽和狀態下的重組分含量。

表3為改造前后運行數據對比。從表3可以看出：與改造前相比，原料氣流量從13 905 m3h提高到24 485 m3h，即改造后裝置負荷大幅提高，從46.35%提高到81.62%，提高了約35百分點；裝置運行的吸附壓力從0.74 MPa降低到0.63 MPa，這是由于改造后重整PSA解吸氣進料的壓力為0.4 MPa，設計的加氫干氣進料的壓力為0.6 MPa，壓縮機壓縮比為1.5，因此裝置的吸附壓力有所降低；一段吸附時間大幅度降低，主要是由于原料氣量增加，需要降低吸附時間；產品氣流量從5.01 th增加到7.50 th，提高了49.7%；改造前，裝置產生的凝液很少，這部分凝液放火炬了，改造后，對凝液進行了回收，凝液回收量為1.26 th。

表2 吸附廢氣和產品氣的組成 φ，%

表3 改造前后的運行數據對比

4 經濟效益分析

干氣提濃乙烯裝置加工重整PSA解吸氣后，產品氣流量增加了2.49 th，產品氣價格按1 915元t、一年按8 400 h計算，年增經濟效益約4 005萬元；輕烴凝液回收量為1.26 th，主要含液化氣成分，其價格按1 000元t、一年按8 400 h計算，年增經濟效益約1 058萬元。因此，改造后干氣提濃乙烯裝置的經濟效益可提高5 063萬元a。同時，由于裝置負荷提高至80%以上，各種設備的運行狀況較低負荷時好，操作也比較平穩。

5 結 論

為了加工重整PSA解吸氣，對干氣提濃乙烯裝置進行了改造，通過增設管線將凝液送至催化裂化裝置，并將凝液管線增加伴熱設施，及時將凝液排出回收利用。改造后裝置運行效果良好，能將富含重組分的重整PSA解吸氣中的C2及C2以上組分高效回收，并可有效脫除 H2S，CO2，O2等雜質，為乙烯裝置提供合格的原料氣，經濟效益可提高5 063萬元a。

[1] 魏璽群，陳健.變壓吸附氣體分離技術的應用和發展[J].低溫與特氣，2002，20(3)：1-4

[2] 張建偉.變壓吸附原理在制氫中的應用[J].制冷技術，2001(3)：41-44

[3] 黃立新.變壓吸附技術在合成氨中的工藝研究及其優化設計[J].江西化工，2008(3)：188-191

[4] 馮孝庭.吸附分離技術[M].北京：化學工業出版社，2000：37-39

TECHNICAL TRANSFORMATION OF ETHYLENE ENRICHMENT UNIT FOR PROCESSING CATALYTIC REFORMING PSA DESORPTION GAS

Huang Fu， Zhang Yang， Peng Guofeng

(PetroChinaSichuanPetrochemicalCo.Ltd.，Chengdu611930)

The technical transformation of ethylene enrichment unit for dry gas with a capacity of 30 000 m3h in PetroChina Sichuan Petrochemical Co.， was conducted to process PSA desorption gas of catalytic reforming unit. The heavy component (≥C3) volume fraction in the desorption gas is up to 13.52%， far more than the design value of 3%， that makes more condensate in the ethylene enrichment unit. The condensate is mainly composed of C3—C5components and a small amount of water. An additional pipeline with heat tracer was set for delivering the condensate to the catalytic cracking unit for recycling. The results after revamping show that C2and C2above components in the gas can effectively be recovered， and at the same time the impurities of H2S，CO2and O2were removed. The ethylene enriched gas is a qualified feed for ethylene unit， and the net profit reaches 50.63 million Yuana after transformation.

pressure swing adsorption； dry gas； desorption gas； enrichment； ethylene

2015-12-14； 修改稿收到日期： 2016-03-10。

黃富，碩士，工程師，主要從事重油催化裂化裝置、氣體分餾裝置、干氣提濃乙烯裝置的生產管理工作，已發表論文11篇。

黃富，E-mail：huangf-scsh@petrochina.com.cn。