干气提浓乙烯装置加工重整变压吸附解吸气的技术改造

黄 富，张 杨，彭国峰

(中国石油四川石化有限责任公司，成都 611930)

干气提浓乙烯装置加工重整变压吸附解吸气的技术改造

黄 富，张 杨，彭国峰

(中国石油四川石化有限责任公司，成都 611930)

为了加工重整变压吸附(PSA)解吸气，中国石油四川石化公司对30 000 m3h干气提浓乙烯装置进行了技术改造。重整PSA解吸气中C3及C3以上重组分的体积分数为13.52%，远高于设计值(3%)，使该装置产生的凝液较多，凝液主要为C3～C5组分以及少量水分。改造中增设了管线将凝液送至催化裂化装置，并将凝液管线增加伴热设施，及时将凝液排出回收利用。改造后装置运行效果良好，能将富含重组分的重整PSA解吸气中的C2及C2以上组分高效回收，并有效脱除H2S，CO2，O2等杂质，为蒸汽裂解制乙烯装置提供合格的原料气，经济效益可提高5 063万元a。

变压吸附 干气 解吸气 提浓 乙烯

炼油厂催化裂化等装置会副产大量干气，主要组分为 H2，CH4，C2H4，C2H6，并含少量C3及C3以上重组分。目前，大多数炼油厂将这种干气用作各种燃烧炉的燃料，利用价值较低。若将干气中的乙烷、乙烯提取，用作生产烯烃的原料，则可提高蒸汽裂解制乙烯装置(简称乙烯装置)的负荷。在国内，目前已开发回收催化裂化干气中乙烯、乙烷组分的技术，并投入工业化生产。中国石油四川石化有限责任公司(简称四川石化)30 000 m3h干气提浓乙烯装置是采用四川天一科技股份公司开发的变压吸附(PSA)技术，原设计以催化裂化干气和加氢干气为原料，经两段变压吸附浓缩、产品气净化后，回收干气中的乙烯和乙烷以上重组分。经过创新性改造后，也可加工较重的重整PSA解吸气，回收C2以上重组分作为乙烯装置的原料。本文主要介绍该装置加工催化重整PSA解吸气的技术改造措施以及改造后的运行效果。

1 干气提浓乙烯装置工艺流程

干气提浓乙烯装置由PSA分离单元和净化单元组成，其工艺流程示意如图1所示。

PSA技术是利用吸附剂对不同气体的选择性吸附特性，通过在加压下优先吸附重组分，在减压下释放被吸附组分并使吸附剂获得再生，从而达到连续分离混合气体的目的[1-4]。原料干气中乙烯和乙烷体积分数为24%(设计值)，与乙烯装置裂解气相比乙烯含量偏低，无法直接进入乙烯装置进一步分离回收。在加压条件下，吸附剂吸附干气中的C2及C2以上组分，弱吸附组分H2，N2，CH4等通过吸附剂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及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，同时吸附剂得以再生。吸附器内的吸附剂对C2及C2以上组分的吸附量是一定的，当吸附剂吸附饱和后，通过降低压力使C2及C2以上组分从吸附剂上解吸干净，实现吸附剂的循环使用。

变压吸附部分采用两段变压吸附工艺，吸附压力控制在0.7～0.8 MPa(设计值)。分离出富含氢气的轻组分气体作为燃料气送至燃料气管网，富含乙烯、乙烷等C2及C2以上组分的半产品气(1.2～1.3 MPa)进入净化单元，经胺洗脱除酸性气体(H2S、CO2)，再经过专用固定床进一步催化处理脱去硫、汞、砷、氧等有害组分，最终获得符合乙烯装置要求的富含乙烯的产品气。

2 干气提浓乙烯装置技术改造

四川石化干气提浓乙烯装置于2014年3月投产，生产出合格的产品气送乙烯装置。装置设计规模为30 000 m3h(186.55 kta)，设计原料气为催化裂化干气(19 589.1 m3h)和加氢干气(包括渣油加氢、蜡油加氢和柴油加氢干气，10 063.3 m3h)，获得富含乙烯的产品气8 025.7 m3h、副产品燃料气(吸附废气)21 028.4m3h。由于加氢干气性质和流量很不稳定，氢气体积分数高达70%，乙烷体积分数为7%左右，几乎不含乙烯，回收价值低，因此本装置开工一年多以来，仅仅加工催化裂化干气，其负荷随着催化裂化干气产量的变化而变化，一般为50%左右，最低仅为30%，因此，需要拓展原料，增加装置负荷，提高经济效益。

图1 干气提浓乙烯装置的工艺流程示意

2.1 加工重整PSA解吸气产生的问题

四川石化重整PSA解吸气设计为排放至燃料气管网供各装置燃烧炉使用。重整PSA解吸气及催化裂化干气的组成见表1。从表1可以看出，重整PSA解吸气中含有25.83%(体积分数)的C2及C2以上组分，可以考虑将其作为干气提浓乙烯装置原料，回收其中有价值的组分。

干气提浓乙烯装置原设计加工催化裂化干气和加氢干气的混合气生产富含乙烯的产品气，作为乙烯装置原料，生产过程中产生的工艺凝液全部汇入火炬放空罐，减压闪蒸出的烃类气体进入火炬系统、剩余含油污水经含油污水泵外送。重整PSA解吸气中C3及C3以上组分体积分数为13.52%，远高于设计原料气中相应组分含量。将装置原料变更为催化裂化干气和重整PSA解吸气的混合气后，因重组分含量增加造成工艺凝液量显著增加，给装置运行带来如下问题：①冷干机凝液水含量较高、减压比例小，因而温降不大，半产品气压缩机二级凝液水含量低、减压比例大，因而温降大，两股减压物料汇合后构成结冰条件，造成凝液排放至火炬放空罐(微正压)总管后结冰冻堵；②经火炬放空罐闪蒸排入火炬系统的烃类气体增多，这些烃类主要为C3～C5组分，若排放至火炬放空罐则会造成资源浪费；③净化单元的胺液吸收塔后净化气分离器中含胺凝液较多，含胺凝液直接送至废胺液罐，废胺液罐产生的大量不凝气直接进入火炬系统，造成资源浪费，且废胺液含有较多的烃类，严禁送至硫磺回收装置。

表1 催化裂化干气及重整PSA解吸气的组成 φ，%

2.2 加工重整PSA解吸气的改造方案

针对干气提浓乙烯装置加工重整PSA解吸气时出现的上述问题，装置的改造思路主要有两点，即重整PSA解吸气引入位置和凝液的去向，具体改造内容如下：

(1) 重整PSA解吸气接入加氢干气管线上。由于加氢干气中氢气含量高，C2组分含量少，没有回收价值，且解吸气压力较低，也需要经压缩升压后送至变压吸附装置，可就近将解吸气管线与加氢干气管线相通，充分利用原加氢干气管线。

(2) 由于设计原料中重组分含量较低，原设计中干气提浓乙烯装置的所有凝液都是排至火炬放空罐，而加工含重组分较多的重整PSA解吸气后，凝液较多，需要及时排出并回收利用。置换气压缩机一级分液罐(0.21 MPa)和半产品气压缩机一级分液罐(0.35 MPa)的压力较低，C3及C3以上重组分没能达到饱和状态，产生的凝液极少，且这部分凝液压力低，难以和压力高的物料一起外送回收，因此这些凝液仍旧送至火炬放空罐。加工重整PSA解吸气后，气液分离器、加氢干气分液罐、冷干分液罐、半产品气分离器、气水分离器、除油器、半产品气压缩机二级分液罐和置换气压缩机二级分液罐(0.4～1.2 MPa)产生的凝液较多，需要及时排出并回收利用。因此，在各条凝液管线集合后的总管上新增凝液管线至催化裂化装置分馏塔塔顶回流罐(0.17 MPa)，并且设置局部蒸汽伴热设施，防止压力骤降导致管线结冰，以保障输送通畅；新增一条管线将置换气压缩机一级凝液和半产品气压缩机一级凝液单独送至火炬放空罐。

(3) 脱硫胺洗塔后净化气分离器原设计用于分离产品气和胺液，分离出的胺液送至硫磺回收装置。由于加工重整PSA解吸气后，导致净化气分离器中烃类凝液较多，胺液较少，该含胺凝液不能送至催化裂化分馏塔回流罐，可外送至催化裂化产品精制单元的液化气脱硫进料缓冲罐，催化裂化液化气脱硫系统也为胺洗脱硫，胺液可在液化气脱硫后进行分离除去。

3 改造后运行效果分析

干气提浓乙烯装置经过改造后，运行状况良好。改造前，由于凝液排放至轻烃火炬罐，仅仅加工催化裂化干气，凝液很少，且主要为含油污水。加工重整PSA解吸气后，由于其中重组分含量高，烃类凝液明显增多，将凝液排放至催化裂化分馏塔塔顶回流罐回收利用，并投用凝液蒸汽伴热设施，避免了凝液气化结冰堵塞管线，运行中没有对催化裂化装置的运行造成任何不良影响。

表2为吸附废气和产品气的组成与设计值比较。由表2可知：改造后，干气提浓乙烯装置的一段、二段吸附废气中乙烷、乙烯及C2以上重组分体积分数分别为5.21%和3.13%，均低于设计值(5.93%)，表明从吸附废气中损失的有效成分很少；产品气中乙烷、乙烯及C2以上重组分体积分数为88.64%，略高于设计值(88.55%)，表明产品气中有效成分的纯度较高；产品气中C3及C3以上重组分体积分数高达30.60%，远高于设计值(10.52%)，主要原因是重整PSA解吸气原料中重组分含量很高，产品气中重组分含量为在相应的压力和温度下(一般压力为1.22 MPa，温度为35 ℃)达到饱和状态下的重组分含量。

表3为改造前后运行数据对比。从表3可以看出：与改造前相比，原料气流量从13 905 m3h提高到24 485 m3h，即改造后装置负荷大幅提高，从46.35%提高到81.62%，提高了约35百分点；装置运行的吸附压力从0.74 MPa降低到0.63 MPa，这是由于改造后重整PSA解吸气进料的压力为0.4 MPa，设计的加氢干气进料的压力为0.6 MPa，压缩机压缩比为1.5，因此装置的吸附压力有所降低；一段吸附时间大幅度降低，主要是由于原料气量增加，需要降低吸附时间；产品气流量从5.01 th增加到7.50 th，提高了49.7%；改造前，装置产生的凝液很少，这部分凝液放火炬了，改造后，对凝液进行了回收，凝液回收量为1.26 th。

表2 吸附废气和产品气的组成 φ，%

表3 改造前后的运行数据对比

4 经济效益分析

干气提浓乙烯装置加工重整PSA解吸气后，产品气流量增加了2.49 th，产品气价格按1 915元t、一年按8 400 h计算，年增经济效益约4 005万元；轻烃凝液回收量为1.26 th，主要含液化气成分，其价格按1 000元t、一年按8 400 h计算，年增经济效益约1 058万元。因此，改造后干气提浓乙烯装置的经济效益可提高5 063万元a。同时，由于装置负荷提高至80%以上，各种设备的运行状况较低负荷时好，操作也比较平稳。

5 结 论

为了加工重整PSA解吸气，对干气提浓乙烯装置进行了改造，通过增设管线将凝液送至催化裂化装置，并将凝液管线增加伴热设施，及时将凝液排出回收利用。改造后装置运行效果良好，能将富含重组分的重整PSA解吸气中的C2及C2以上组分高效回收，并可有效脱除 H2S，CO2，O2等杂质，为乙烯装置提供合格的原料气，经济效益可提高5 063万元a。

[1] 魏玺群，陈健.变压吸附气体分离技术的应用和发展[J].低温与特气，2002，20(3)：1-4

[2] 张建伟.变压吸附原理在制氢中的应用[J].制冷技术，2001(3)：41-44

[3] 黄立新.变压吸附技术在合成氨中的工艺研究及其优化设计[J].江西化工，2008(3)：188-191

[4] 冯孝庭.吸附分离技术[M].北京：化学工业出版社，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。

黄富，硕士，工程师，主要从事重油催化裂化装置、气体分馏装置、干气提浓乙烯装置的生产管理工作，已发表论文11篇。

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