干气提浓乙烯装置运行优化 - cngspwcom

C5 0． 33 0． 74 1． 03
C6 0． 49 0． 83 1． 16
H2 S 21． 28 28． 55
CO2 0． 16 0． 24 0． 33
H2 4． 12 20． 74 28． 98
O2 0． 78 0． 87 1． 21
பைடு நூலகம்
N2 3． 81 3． 89 5． 44
炼油厂四套常减压蒸馏装置处理规模分别为
表 1 两种气体的主要组分
Table 1 Major components of two gases
φ，%
样品名称
加氢裂化 脱丁烷塔顶
甲烷 乙烷 14． 68 26． 01
丙烷 27． 25
C4 以上 21． 86
连续重整加 氢气提塔顶
1． 94 5． 84 28． 33
31． 07
表 2 混合气体净化前后组分变化
一次减少为 8 h 一次，减少了 C2 和 C3 组分液化， 降低凝缩液收率，富乙烯气流量增加约 0． 5 t / h，
产品质量变化不大。操作调整试验时富乙烯气主
要组分变化情况见表 4。
表 4 操作调整前后富乙烯气的组成变化
Table 4 Ethylene-rich gas composition before
（ 4） 优化压缩机出口返入口的回流控制 在控制气压机入口压力时，半产品气压缩机 比置换气压缩回流压力的设定值低，在入口压力 低时首先由置换气压缩机提供回流，不足部分再 由半产品气压缩机提供。减少了半产品气的循环 量，减少了产品气流量因打回流而产生的波动，实 现稳产、高产。 3． 3 加强原料、产品质量控制，提高产品收率 3． 3． 1 催化裂化装置干气氢气含量控制 随着催化裂化装置原料油劣质化趋势加重， 原料油中的重金属对催化剂活性影响日趋严重， 催化反应产生的副产品干气中氢气含量升高，不 利于 C2 以上组分的回收。通过使用低重金属含 量的平衡剂、低磁剂置换催化裂化装置反再系统 内平 衡 剂，以 及 适 当 提 高 新 鲜 催 化 剂、钝 化 剂 用 量，达 到 使 催 化 剂 上 沉 积 的 镍、钒 含 量 大 幅 度 降 低，保持催化剂活性，减弱了脱氢反应，大幅降低 干气中氢气含量，稳定了干气原料中 C2 以上组分 的含量，为提高富乙烯气产量提供了条件。2 号 催化裂化装置干气组成变化对干气提浓原料气组 成影响见表 5。
（ 3） 干气提浓装置半产品气经过产品气压缩 机第三级冷却器和冷干机冷却后，产生 1 ～ 2 t / h 的凝缩液，送至 2 号催化裂化装置吸收稳定系统 回收。 通 过 分 析，C2 和 C3 的 体 积 分 数 为 61． 45% ，C4 及以上组分体积分数为 30． 92% 。造 成部分 C2 和 C3 组分在两套装置之间循环，对两 套装置操作及能耗造成影响。根据 C2 ，C3 ，C4 及 以上组分在不同温度、压力条件下露点的差异，优 化调整半产品气压缩机三级冷却器出口温度控 制，将其由 37 ℃ 提高至 53 ℃ ，同时停开冷干机， 使压缩机三级分液罐、冷干机后分液罐排液由 1 h
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3 装置运行优化 3． 1 拓展原料气来源
丙烷、C4 及 C4 以上组分含量较高，直接作为燃料 气不能达到资源的有效利用。通过装置间的流程
干气提浓装置原料气来源为三套催化裂化装 改造，将以上两股物料送至二重整装置闲置的吸
置和两套延迟焦化装置的干气。焦化干气受焦化 收稳定系统回收液化石油气组分后，含硫化氢干
并入焦化净化燃料气管线后作为干气提浓装置原 料，回收富乙烯气约 0． 8 t / h，混合气体净化前后
动，装置未达到满负荷生产。而炼油厂临氢装置、 组分变化见表 2。
常减压蒸馏装置燃料气常作为燃料使用，其中含 有乙烷、丙烷等高附加值组分，通过全厂的流程优 化，最大限度地回收乙烷、丙烷等组分。
1） 炼油厂加氢裂化装置脱丁烷塔顶气体流 量约 5． 2 dam3 / h，连续重整预加氢汽提塔顶气体 约 1． 5 dam3 / h 脱硫后并入燃料气管网作为燃料 气 ，两种气体的主要组分分析见表1 ，其中乙烷、
2 变压吸附原理 干气提浓 乙 烯 装 置 利 用 了 变 压 吸 附 分 离 原
理，在加压条件下吸附干气中的 C2 以上组分，弱 吸附组分 H2 ，N2 ，CH4 等通过床层由吸附器顶部 排出，从而使气体混合物分离。减压时被吸附的 C2 以上组分脱附，得到未经 精 制 处 理 的 富 含 乙 烷、乙烯的半产品气，同时吸附剂获得再生。吸附 器内的吸附剂对不同组分的吸附是定量的，当吸 附剂对 C2 以上组分的吸附达到一定量后，通过降 低压力使 C2 以上组分从吸附剂上脱附干净，实现 吸附剂循环使用。其基本过程见图 1。
Table 2 Gas mixture composition before and after purification
φ，%
采样点 混合气体 干气 净化干气
甲烷 11． 33 15． 85 22． 16
乙烷 15． 19 20． 25 28． 30
丙烷 18． 66 8． 13 11． 36
C4 24． 06 0． 02 0． 03
装置周期性切换焦炭塔生焦的生产工艺特点及不 同油种性质的影响，流量呈现周期性的波动。催
气送至气体脱硫装置脱除硫化氢，得到满足干气 提浓装置原料气性质的净化干气约 3． 5 dam3 / h，
化裂化装置干气流量、组成相对稳定。受此影响 干气提浓装 置 原 料 气 流 量 在 24 ～ 28 dam3 / h 波
化装置富气压缩机入口，与焦化富气混合，利用焦
化装置吸收稳定、脱硫系统，回收 C3 以上组分，脱 除硫化氢后，送至干气提浓装置。
表 3 常减压蒸馏装置燃料气流量
Table 3 Gas yield of atmospheric-vacuum
distillation unit
dam3 / h
初常顶燃料气 变干后干气
（ 1） 提高变压吸附单元压力，吸附阶段操作压 力由 0． 57 MPa 提高至 0． 60 MPa，改善吸附效果。
（ 2） 根据原料处理量变化情况及时调整变压 吸附时间，吸附时间过长或过短都会对产量及质 量产生影响，在满负荷生产的情况下吸附时间控 制在每周期 175 s 较为理想。同时在吸附时间不 变的情况，对一周期内的工作时间进行了分析优 化，适当延长逆放 2 步序时间，缩短逆放 1 步序时 间，使逆放更为彻底，提高了吸附器抽空效果，使 吸附剂脱附更彻底。
表 5 置换平衡剂后干气提浓原料气组成变化 Table 5 Feed gas composition before and after
replacement of equilibrium catalyst φ，%
甲烷 置换前 41． 81 置换后 45． 30
乙烷 16． 13 19． 38
乙烯 5． 23 5． 51
3． 0，3． 0，2． 5，5． 0 Mt / a，其燃料气产量见表 3。各
套蒸馏装置初常顶燃料气中 C2 ～ C5 烷烃含量较 高，分离回收 C3 以上组分后，干气中乙烷体积分 数可达到 50% ～ 80% ，脱除硫化氢后可作为干气
提浓装置原料气，回收乙烷。经厂内装置间流程
改造，将常减压蒸馏装置的初、常顶燃料气送至焦
图 2 产品气甲烷含量与吸附废气 C2 和 C3 体积分数关联
Fig． 2 Relationship between methane content of product gas and C2 ，C3 content of adsorbed gas
关键词：变压吸附 干气 甲烷 收率
炼油厂催化裂化、焦化装置产生大量副产品 干气，目前 大 多 数 这 种 干 气 被 用 作 工 业 和 民 用 燃料，利 用 价 值 较 低。在 国 外，从 催 化 裂 化、焦 化 干 气 中 提 取 乙 烷 、乙 烯 ，作 为 烯 烃 生 产 的 重 要 原料，已 被 广 泛 应 用。在 国 内 目 前 已 经 开 始 了 催化裂 化 干 气 的 回 收 利 用，提 取 乙 烯、乙 烷 组 分，已取 得 成 果 并 投 入 工 业 化 生 产。从 催 化 裂 化、焦化干 气 中 回 收 乙 烷、乙 烯，每 年 可 节 约 大 量的用于乙烯生产的轻质油 品。我 国 是 贫 油 国 ，是 原 油 净 进 口 国 ，所 以 回 收 催 化 裂 化 干 气 中 的 乙 烯 资 源 ，符 合 国 家 的 能 源 政 策 ，对 缓 解 我 国 石油危机 具 有 非 常 重 要 的 意 义，并 具 有 很 好 的 社会和经济效益。
and after operation adjustment
φ，%
日 期 甲烷 乙烷 乙烯 丙烷 丙烯 C4 C5+ 调整前 8． 51 52． 86 22． 68 5． 70 5． 93 2． 40 1． 65
调整后 7． 88 52． 69 21． 35 6． 71 6． 24 2． 66 2． 18
图 1 变压吸附基本原理示意 Fig． 1 Schematic diagram of PSA
收稿日期： 2011 － 09 － 26。 作者简介： 齐文峰，工程师，2001 年毕业于抚顺石油化工学院 化工工程与工艺专业，现 主 要 从 事 炼 油 工 艺 技 术 管 理 工 作。 联系电话： 0668 － 2244834，E-mail： qiwenfeng． mmsh@ sinopec． com。
干气提浓乙烯装置运行优化
齐文峰，任 铎，肖庆祥
（ 中国石油化工股份有限公司茂名分公司，广东省茂名市 525000）
摘要：中国石油化工股份有限公司茂名分公司 30 dam3 / h 干气提浓装置于 2009 年 12 月建成投产，以炼油厂催 化裂化干气和焦化干气为原料，采用国内先进、成熟的变压吸附组合净化技术，分离出的气体中富含 C2 及其以上 组分，气体流量为 8 ～ 11 t / h。通过将炼油厂常减压蒸馏装置初、常顶燃料气、加氢裂化装置脱丁烷塔顶气体、连续 重整预加氢汽提塔顶气体等含有较多 C2 和 C3 组分的气体脱除 C3 以上组分及 H2 S 后，净化后的干气送至干气提 浓装置作为原料回收 C2 和 C3 组分，拓宽了原料来源。此外通过降低催化裂化干气中的氢气含量、优化调整吸附 压力、时间、产品气中的甲烷含量来提高 C2 及其以上组分的回收率，优化装置的操作参数，提高了富乙烯气产量， 发挥出装置的综合效能。