加氢裂化装置产品液化气再加工探讨

李 立，曹宏武，杨 磊

(洛阳宏兴新能化工有限公司，河南 洛阳 471012)

加氢裂化装置具有精制、裂化和异构化的反应特点，后置汽提、脱硫单元。产品中不饱和烃少，异构烷烃多且少硫。根据加氢裂化装置工艺特点，产品液化气仅含C3、C4烷烃，如果将脱乙烷塔改造，建立脱丙烷塔结构,并延伸工艺流程，利用产品航煤、柴油多余热量作为热源，新增脱异丁烷塔精馏结构，深加工出高附加值产品异丁烷，既能避开液化气市场，又能将装置能耗最大化的利用。较高纯度的异丁烷可作为碳氢类制冷剂的一种，主要应用于冰柜、冰箱、冰库等制冷设备。

目前，异丁烷大量用于HDPE高密度聚乙烯装置，用作溶剂稀释剂，而正丁烷可用于顺酐装置原料、脱沥青剂等。对于独立的加氢裂化装置，化工用料异丁烷、正丁烷的产出使得主产油类产品的加裂装置在跌宕起伏的油品市场中谋求化工市场的相对稳定效益。对于炼油化工一体化装置，上游加氢裂化装置如能产出化工下游所需化工用料，将节省大量采购成本。因此，考虑对反应后系统进行部分结构改造及工艺优化，以分离出原产品液化气中的异丁烷组分。

1 原有流程

直馏蜡油在临氢反应系统一定压力温度下通过精制反应器床层，流出物精制蜡油再经裂化反应器裂化床层，发生裂化和异构化反应，反应生成的液化气组分经过裂化反应器后精制床层，烯烃类加氢饱和。具体流程如图1所示。

反应器流出物料经高低分、分馏、吸收稳定、脱硫单元出干气、液化气、轻重石脑油、航煤、柴油等产品。其中，分馏部分的主汽提塔顶液和吸收稳定部分的富吸收油去脱丁烷塔进料，脱丁烷塔顶液化气作为脱乙烷塔进料，脱乙烷塔顶回流罐气相去轻烃吸收塔，塔顶液全回流，塔底出C3、C4液化气去脱硫塔脱硫，再经脱水罐脱水后去成品罐。

图1 液化气原流程图

2 液化气工艺改造

依据加氢裂化的反应机理，产品液化气几乎不含烯烃，异构烷烃多于正构烷烃，有利于异丁烷的产出。液化气组成如表1所示。

表1 加氢裂化装置液化气组成

由液化气组成：要想分离出异丁烷，首先需要将C3及C3以下组分与C4及C4以上组分分离，其次，将异丁烷与正丁烷、少部分C5以上组分分离。依靠原有流程及设备，可改造脱乙烷塔为脱丙烷塔，另在脱丙烷塔底后路加设脱异丁烷塔精馏流程及相关设备以满足高纯度异丁烷产出。

2.1 脱乙烷塔改造

常压下，乙烷、丙烷、异丁烷、正丁烷沸点分别为-88.6、-42.09、-11.73、-0.5 ℃，丙烷和异丁烷的沸点差低于乙烷和丙烷的沸点差，因此，相比原脱乙烷塔内C2与C3的分离，C3与C4的分离要求更高。即以原脱乙烷塔顶出C3及以下组分为目标，就要增加原脱乙烷塔的理论塔板数。

在原有的脱乙烷塔分馏结构基础上，以最大程度减少设备投入为原则，并排建塔及增设流程管线。脱乙烷塔顶新增管线与新建塔底相连，构成串联结构，双塔构成整体脱丙烷塔(见图2)。设Ⅰ号塔为原脱乙烷塔，Ⅱ号塔为新建塔，要求新建塔内塔板数X+脱乙烷塔板数(30个)满足塔内C3、C4完全分离。根据计算，得出整体脱丙烷塔理论塔板数，从而得出实际塔板数约70个，X约40个。

图2 脱丙烷塔结构改造模型

具体改造：由于提馏段、精馏段整体上移，因此，塔原进料口需上移，增设新的进料管线，新增阀组1隔断Ⅱ号塔顶管线物料去Ⅰ号塔，流向原脱乙烷塔顶水冷器、回流罐、回流泵建立脱丙烷塔顶回流及粗丙烷出料。Ⅱ号塔中内回流到塔底，由于没有动力回到Ⅰ号塔，需设塔底泵。新增4号调节阀控塔顶温，5号调节阀控回流罐液位，保留2号调节阀控塔压，3号调节阀配合Ⅱ号塔底泵控Ⅱ号塔液位，新增6号阀组用于隔断。按此模型可满足脱丙烷塔操作流程，而当生产模式需按脱乙烷塔使用时，仍可关闭与Ⅱ号塔相连管线阀门，投用1和6阀组以完成功能切换。

2.2 设备费用及能耗

相比于在脱乙烷塔后设脱丙烷塔精馏结构，脱丙烷塔结构模型的构想节省了塔顶冷却器、回流罐、回流泵、塔底重沸器及部分塔板的设备费用，仅增加了Ⅱ号塔底泵的设备投入，充分利用原脱乙烷塔结构设备且保留脱乙烷塔功能。能耗方面，塔底物料与产品航煤在重沸器换热，充分取出多余热量，不发生能耗，但重沸器热负荷需增加，可降低原脱乙烷塔操作塔压来减轻塔底部分热负荷，而由于塔顶加重了组分，水冷器负荷加大，因此，除了水冷消耗，仅增加了Ⅱ号塔底泵电能消耗。

2.3 改造后的脱丙烷塔，丙烷产品硫含量超标

脱丙烷塔成型后，由于塔顶要出粗丙烷产品，考虑到要对产品中硫含量指标控制，可将原液化气脱硫塔流程提前到脱丙烷模型前，即液化气先脱硫，再脱丙烷。

脱硫塔为填料塔，贫液作吸收剂脱硫，吸收塔在操作时不设温度控制点，因此要控制好进塔物料温度，达到有利于吸收脱硫的低温环境。按原流程，脱丁烷塔顶液化气经塔顶冷却器冷却到40 ℃，由泵打出进脱乙烷塔，与原设计进脱硫塔温度相同，可直接新增管线进脱硫塔，脱硫脱水后的液化气后路再加设管线改回脱丙烷塔模型。这样既解决了丙烷脱硫的问题，又减轻了脱丙烷塔的部分负荷。需要注意的是，脱硫塔生产中，脱硫量会有所增加，因此，贫液注入量需增加，可根据检测脱硫后的液化气硫含量来调整贫液量。

3 新建脱异丁烷塔及能源优化

脱丙烷塔底物料含异丁烷、正丁烷及少量C5以上组分，需要在流程后边，建立脱异丁烷塔精馏结构完成异丁烷分离提纯。由于异丁烷和正丁烷沸点相差仅10 ℃左右，理论塔板计算数值大，除了在塔操作中加大回流比，塔板数还要求足够多。以流程模拟软件PRO/Ⅱ模拟数据为例，异丁烷50.175%、正丁烷47.257%，其余少量C5以上含量的进料组成，要达到塔顶异丁烷99.9%以上纯度，塔板数为150个，回流比在7.43，塔压0.5 MPa，顶温43.6 ℃，底温82.7 ℃。由于脱异丁烷塔塔板数多，高度较高，为保证塔底热源蒸出气相，有足够动力到塔顶，就要保证足够的重沸器负荷。

3.1 去脱异丁烷塔的物料保持脱丙烷塔底温度

脱硫塔流程的提前，不仅解决了脱丙烷塔顶丙烷产品的脱硫问题，也使得脱丙烷塔底物料可以不必按原流程走水冷器降温处理(见图1)，走水冷器跨线(可增加温控调节阀)进脱异丁烷塔，降低操作塔底重沸器负荷。

3.2 设立塔底双重沸器，串联结构

加氢裂化装置产品航煤、柴油可作为双热源改入双重沸器管程，充分利用装置产生的多余热量，既不影响装置能耗，也达到了产品出装置的降温效果，为精馏塔操作提供了足够的热量。为合理地利用双热源，可设重沸器管程热旁路，用调节阀控制。

航煤原流程：航煤塔底航煤→脱乙烷塔底重沸器→原料预热换热器→空冷→出装置。

柴油原流程：柴油塔底柴油→石脑油分馏塔地重沸器→原料预热换热器→空冷→出装置。

由于原料预热后路有反应加热炉补充热量，因此选择原料预热换热器前，改双热源流程到脱异丁烷塔底重沸器作热源，多利用的热量可减少后路4台空冷的负荷，有效地降低装置的能耗。

4 操作要点

原工况下，轻烃吸收塔上部进料为吸收剂重石脑油，塔内自上而下流动，塔下部为自下而上三路气相(主汽提塔顶气、脱丁烷塔顶气、脱乙烷塔顶气)进料。操作压力0.7 MPa，进料温度40 ℃，中段回流温度40 ℃，吸收剂量20 t/h，三路气量3.561 t/h，塔顶可出干气0.597 t/h，即20 t吸收剂可吸收2.964 t烃类。化验分析得：脱硫后干气中C3及以上组分含量0.09%。脱丙烷塔结构的构成，使得回流罐顶去轻烃吸收塔丙烷组分含量增加，如果吸收塔内吸收不充分：①造成能源损失，不经济；②可能会造成干气组分变重，引起带液导致燃烧不充分；③有可能造成后路干气脱硫塔富液带烃严重，导致硫黄单元操作波动。一般要求干气中C3及以上含量<3%。为防止丙烷的增多使干气不达标，加大吸收剂重石脑油量。由于吸收是个放热过程，因此吸收量增大造成放热增多，升温不利于吸收，可加大塔中段抽出量与水冷器换热取出塔内增多的放热热量，如果降温效果不好，还可以降低进料温度。三路气相进料为各塔顶气，温度的改变会影响各塔回流温度，因此，降低吸收剂重石脑油进料温度，换热流程上经脱丁烷塔进料换热器，变频空冷，水冷器，考虑到换热器管壳程温度相互影响关系，选择用变频空冷来降温。另外适当地提高塔压也利于塔内吸收，可通过关小塔顶压控调节阀来实现塔压的升高。

加裂装置适宜的转化率一般在60%～70%，以达到较高的液体产品收率，气体产品产量较少，干气和液化气收率一般在3%～4%，也就是说100 t/h的处理量生产的液化气不到3 t/h。经下游重整单元烯烃反应器来液化气(含部分C5以上)组成与轻烃吸收塔底富吸收油类似(富吸收油馏分重些)，可并入轻烃吸收塔底作为脱丁烷塔进料，加大异丁烷收率。由于进料发生变化，脱丁烷塔、脱丙烷塔需重新调整，建立新的物料平衡。按照原工艺，脱硫脱水后液化气产量2.829 t/h，异丁烷含量48.15%，异丁烷产量在1.36 t/h。增加重整液化气进料后，异丁烷产量能提到3 t/h左右，预计年产2.6万t，而目前高纯度异丁烷厂家最大年产量为1.3万t。

5 结论

加氢裂化装置产品液化气的组成特点适合精馏再加工出高附加值产品异丁烷。相比于增加脱丙烷塔流程及相关设备，将脱乙烷塔改造为脱丙烷塔结构模型，设备费用投入极大地减少，且增加粗丙烷产品。脱异丁烷塔结构的设想，合理地利用了加氢裂化装置产出热量，提供了塔所需的足够热源，且未增加能耗。异丁烷、正丁烷市场效益优于液化气燃料。工艺改造后，对轻烃吸收塔调整以减轻对干气影响；增加类似液化气组分进料以加大异丁烷产量。

对于加氢裂化装置产出的液化气，如果不能进一步加工为高附加值产品，不仅是对装置整体能耗的浪费，而且损失了高价值产品带来的经济效益。面对目前全国炼油化工一体化趋势化及规模化，化工板块的兴起促进了对化工装置用料的需求，而挖掘上游炼油装置副产产品中的原料成分是主要途径之一。