淺冷油吸收技術在煉廠干氣預精制裝置的流程比選及工業應用

張家鏢，劉智信，李軍業，孫守華

（1.中化集團 泉州石化有限公司，福建 泉州 362103；2.中國石化 北京化工研究院，北京 100013）

煉廠干氣（包括催化裂化（FCC）干氣和變壓吸附（PSA）解吸氣）富含氫氣、C1～3等輕烴資源，是一種重要的石油化工資源［1］。對于傳統煉廠，煉廠干氣主要作為燃料氣。近年來，各企業陸續實施煉廠干氣綜合利用項目、直接合成化工品及燃料油、PSA 解吸氣作為乙烯原料、回收氫氣作為制氫原料等項目［2-3］。隨著大型煉化一體化項目推進，從煉廠干氣中回收C2組分作為乙烯原料，逐漸成為各煉化企業提質增效的重要手段之一，不僅可提高企業的競爭力，也可緩和乙烯的供求矛盾。從煉廠干氣中回收C2組分的方法主要有深冷分離法、PSA 法、水合物分離法、油吸收法、膜分離等［4-11］。

本工作采用中國石化北京化工研究院自主研發的淺冷油吸收技術對煉廠干氣預精制，工藝核心是利用氣體混合物中各組分在液體吸收劑中溶解度不同，將氣體混合物中溶解度大的組分部分吸收溶解于吸收劑中而得到分離。并介紹了該技術在國內某煉化公司0.56 Mt/a 煉廠干氣預精制裝置的流程比選及工業應用情況，進一步探討淺冷油吸收技術的適用性。

1 工藝流程比選及裝置概況

1.1 工藝流程比選

煉廠干氣預精制裝置原料主要來自上游裝置產生的FCC 干氣和PSA 解吸氣。FCC 干氣和PSA 解吸氣物料性質相差較大，FCC 干氣中含有10%～20%（φ）的乙烯，PSA 解吸氣中含有10%～20%（φ）的乙烷、幾乎不含乙烯。將所有原料混合后回收得到C2提濃氣，其中乙烯含量較低，乙烷含量較高，將C2提濃氣送至下游乙烯裝置分離單元，C2提濃氣中的乙烷組分將經過分離單元的壓縮機、冷區、熱區分離后再返回裂解爐，占用乙烯裝置大量能耗。為降低下游乙烯裝置能耗，需在干氣預精制裝置內將乙烯和乙烷分開，分別得到富乙烯氣和富乙烷氣兩股產品，富乙烯氣送往乙烯裝置的分離單元，富乙烷氣送往乙烯裝置的裂解爐作原料。

1.1.1 “一條長線”流程

將FCC 干氣與PSA 解吸氣混合后回收，得到C2提濃氣后再進行乙烯與乙烷的分離，得到富乙烯氣和富乙烷氣產品。此流程的特點是富乙烯氣和富乙烷氣產品均經過精制系統，產品品質高，稱為“一條長線”流程，見圖1。由圖1 可知，FCC 干氣與PSA 解吸氣混合后進入壓縮機，升壓后進入C4吸收塔，塔頂引入C4吸收劑，吸收干氣中的組分，進入C4解吸塔，C4解吸塔塔頂得到以C2，C3為主的C2提濃氣。C2提濃氣進入精制單元，經過脫氧反應器、脫碳系統、干燥器后進入預分塔，預分塔塔頂得到富乙烯氣產品送往乙烯裝置分離單元，預分塔塔釜得到富乙烷氣產品送往乙烯裝置裂解爐。預分塔采用低溫操作，塔頂采用丙烯冷劑。裝置內設置丙烯制冷機組，為系統提供丙烯冷劑。

圖1 “一條長線”流程Fig.1 “One-single-line”flow diagram.

1.1.2 “兩頭一尾”流程

將FCC 干氣和PSA 解吸氣分別采用淺冷油吸收系統進行回收，再共用汽油吸收系統回收C4，分別得到富乙烯氣和富乙烷氣產品。此流程的特點是從源頭上將乙烯、乙烷分開進行回收，稱為“兩頭一尾”流程，見圖2。由圖2 可知，FCC 干氣經壓縮機升壓后進入1#C4吸收塔，C4吸收劑從塔頂進入，將所吸收的組分送入1#C4解吸塔，1#C4解吸塔頂得到的C2提濃氣經過脫氧反應器、脫碳系統等凈化后得到富乙烯氣產品，送至乙烯裝置的分離單元。PSA 解吸氣經壓縮機升壓后進入2#C4吸收塔，經過吸收、解吸，在2#C4解吸塔塔頂得到富乙烷氣，經脫碳系統后送往下游乙烯裝置裂解爐。

圖2 “兩頭一尾”流程Fig.2 “Two-heads one-tail”flow diagram.

1.2 裝置概況

本工作采用國內某煉化公司0.56 Mt/a 煉廠干氣預精制裝置，工程設計采用“兩頭一尾”流程。主要由飽和干氣吸收單元、不飽和干氣吸收單元、汽油吸收單元、PSA 氫提純單元以及溴化鋰制冷單元等組成。不飽和干氣吸收單元原料主要是FCC 干氣，FCC 干氣經過壓縮、淺冷油吸收及解吸后，得到的富乙烯氣進入精制部分（脫除O2、NOx、大部分CO2、有機硫等雜質），精制后的富乙烯氣送至乙烯裝置堿洗塔。飽和干氣吸收單元原料主要由PSA 解吸氣（1#PSA 解吸氣和2#PSA 解吸氣）組成，PSA 解吸氣經過壓縮、淺冷油吸收及解吸后，得到的富乙烷氣產品脫除大部分CO2后，送至乙烯裂解裝置裂解爐。兩個油吸收單元的甲烷氫夾帶少量C4吸收劑進入汽油吸收塔，采用抽余油回收C4后返回至C4吸收塔，汽油吸收塔頂部的粗氫氣送往PSA 氫提純單元得到氫氣產品，送至氫氣管網。

裝置技術特點為：1）采用淺冷（10～15 ℃）油吸收技術脫除干氣中甲烷、氫等組分，得到的富乙烷氣和富乙烯氣分別送往乙烯裝置裂解爐及堿洗塔，產品氣中甲烷、氫氣、氮氣總含量小于9%（φ），可有效降低乙烯裝置能耗；2）采用中國石化北京化工研究院自主研發的脫氧催化劑，同時脫除C2提濃氣中的O2，NOx雜質；3）以液化石油氣為吸收劑，回收干氣中C2，C3組分；再以芳烴抽余油為再吸收劑，回收吸收尾氣中夾帶的C3，C4等組分；4）利用煉廠富余的低溫熱，通過溴化鋰吸收式制冷提供7 ℃冷量，節能效果顯著。

1.3 工業應用

2021 年5 月，對上述裝置在運行期間的原料干氣組成、操作參數、產品組成、以及物料平衡等進行了工業應用標定，裝置負荷為設計負荷的92.26%。

裝置物料平衡計算中產品收率按式（1）計算。

式中，Y為收率，%；Fi為物流流量，t/h；FT為總流量，t/h。

2 結果與討論

2.1 工藝流程比選結果

從設備種類、投資、三劑耗量、綜合能耗、產品指標等各方面對“一條長線”和“兩頭一尾”兩種流程進行比較。采用“一條長線”流程時裝置投資略高，主要有兩方面原因：一是預分塔為低溫塔，設備材質為低溫碳鋼，材質優異、投資較高；二是精制流程需對所有的C2提濃氣進行精制，處理量大，各種精制劑用量大、投資高。采用“一條長線”流程的能耗要遠高于“兩頭一尾”流程，主要是因為FCC 干氣與PSA 解吸氣混合后，原料干氣中的乙烯含量降低，要保證和“兩頭一尾”流程達到同樣的乙烯回收率，需采用大量的吸收劑，能耗較高；而且預分塔操作溫度低，塔頂采用-40 ℃的丙烯冷劑，消耗大量能耗。“一條長線”流程得到的產品品質更好，富乙烯氣中乙烯含量更高、富乙烷氣中乙烷含量更高。“一條長線”流程比“兩頭一尾”流程多回收乙烷444.92 kg/h，但每噸干氣能耗（標油）增加54 kg。按照操作費用：能耗（標油）約為3 元/kg、富乙烯氣、富乙烷氣與干氣的價差按照2 000 元/t 核算，“一條長線”流程比“兩頭一尾”流程收益多837.76 元/h，但操作費用卻多花費10 742.22 元/h。綜上所述，雖然“一條長線”流程得到的產品品質更優，但需要付出更高的投資和更大的能耗作為代價。針對現有原料干氣組成和流程，“兩頭一尾”流程經濟性更好，因此本工作干氣預精制裝置采用此流程。

2.2 工業應用結果

2.2.1 原料干氣組成

不飽和吸收單元原料主要是FCC 干氣，飽和吸收單元原料主要是1#PSA 解吸氣和2#PSA 解吸氣。表1 為原料干氣組成及C4吸收塔的貧C4吸收劑進料組成。

表1 原料干氣組成及C4 吸收塔的貧C4 吸收劑進料組成Table 1 The dry gas composition of the raw material and the feed composition of the lean C4 absorbent of the C4 absorption tower

2.2.2 設備操作參數

表2 為主要設備操作參數。結合表1 和表2可知，1#和2#C4解吸塔塔底溫度分別為133.21，133.58 ℃，因為1#和2#C4吸收塔的貧C4吸收劑進料期間間歇操作，且組成整體偏重，其中1#C4吸收塔的貧C4吸收劑中C5組分含量為36.99%（φ）；2#C4吸收塔的貧C4吸收劑中C5組分含量為33.42%（φ）。為提高吸收效果，期間適當增加貧C4吸收劑量。為保證C2組分盡可能解吸完全，在保證產品質量的情況下，適當提高1#和2#C4解吸塔塔底溫度，進而提高C2組分收率。

表2 主要設備操作參數Table 2 Main equipment operating parameters

2.2.3 產品組成

表3 為產品組成。由表3 可知，富乙烯氣中乙烯含量為45.65%（φ）；乙烷含量為35.64%（φ）。受貧C4吸收劑間歇性補入以及組成偏重的影響，吸收效果略差。富乙烷氣中乙烷含量為61.98%（φ）；丙烷含量為28.18%（φ），主要是因為裝置無法連續接收C4，導致丙烷回收效果略差。

表3 產品組成Table 3 Composition of products

為降低下游乙烯裝置能耗，裝置內控制甲烷、氫氣、氮氣總含量小于9%（φ），在實際生產運行中，甲烷含量可進一步控制在5%（φ）以下。為高效脫除富乙烯氣及富乙烷氣中二氧化碳，裝置選用位阻胺活化劑（NCMA 溶劑），該溶劑在吸收CO2過程中不生成穩定的氨基甲酸鹽，具有更大的吸收容量，同時可以避免由于氨基甲酸鹽所帶來的再生能耗較大、吸收容量低及腐蝕、降解等問題［11］。為滿足富乙烯氣達到乙烯裂解裝置分離單元進料要求，裝置設置脫氧反應器以及脫硫反應器，經精制后，富乙烯氣中雜質，如H2S、O2、羰基硫+硫醇、硫醚等組成均可達到設計要求。

2.2.4 物料平衡

表4 為標定期間裝置物料平衡數據。補充C4及抽余油補入量偏低，這主要是因為補充C4及抽余油操作條件偏差較大，實際生產過程中，裝置采取間歇收（送）補充C4及抽余油；受補充C4及抽余油補入量影響，裝置外排C4收率偏低。富乙烯氣收率為15.27%，主要是因為FCC 干氣中乙烯含量高于設計值，經FCC 干氣回收單元后，得到較多的富乙烯氣。富乙烷氣收率為33.12%，主要是因為裝置采用多產富乙烷氣的生產方案，解吸塔過冷器的冷后溫度由設計值（25.0 ℃）提高至26.5 ℃，將PSA 解吸氣中丙烷盡可能回收至富乙烷氣，進而增加富乙烷氣收率。加工損失為3.56%，主要是因為PSA 解吸氣中飽和水、C4組分及C5組分含量高于設計值，經壓縮形成的凝液在壓縮機級間分液罐液化分離，由于級間分液罐無界位計，部分油相進入含油污水系統，裝置加工損失較大。

表4 裝置物料平衡Table 4 Material balance of unit

2.3 裝置存在問題及優化措施

裝置自投產以來基本維持高負荷運行，在運行過程中不斷優化操作參數，提高裝置性能，目前仍存在如下問題，需要改進。

2.3.1 PSA 解吸氣原料帶液

1#PSA 解吸氣和2#PSA 解吸氣進入分液罐混合脫水后，再進入離心壓縮機經兩級升壓后進入C4吸收塔。在原設計方案中，1#PSA 解吸氣和2#PSA 解吸氣均不帶水，離心壓縮機入口分液罐含油污水管道設計成50 mm（公稱直徑，下同），液控閥閥芯縮徑至25 mm。在實際運行中，1#PSA解吸氣和2#PSA 解吸氣帶液嚴重，分液罐液控閥全開仍無法保證液位穩定，液位無法實現自動控制，經常需要開液控閥副線進行手動控制。為解決此問題，保證生產平穩運行，擬對液控閥進行更換，液控閥內徑采用同管道直徑一致（50 mm），可外排水約14.13 t/h，可滿足裝置平穩運行的需要。

2.3.2 補充C4無法持續運行

在原設計方案中，補充C4管網壓力設計值為1.2 MPa，且補充C4為持續輸送。實際運行中，補充C4管網壓力只有0.4 MPa，由于進口壓力偏低，強行啟動補充C4泵，導致泵體抽空。補充C4泵無法連續運轉，補充C4無法持續補充進系統之中，導致系統中的1#和2#貧C4中C5含量高達30%以上，影響吸收劑的吸收效果。為了能持續補充C4，保證裝置維持平穩運行，擬對補充C4管線進行改造，在補充C4緩沖罐入口增設一臺離心泵，設置入口壓力為0.4 MPa，從而保證可持續補充C4，保證貧C4中C5含量符合設計要求。

2.3.3 PSA 解吸氣壓縮機出口過濾器堵塞

汽油吸收塔頂粗氫氣進入PSA 氫氣提純單元后，解吸氣從吸附罐底部排出，經螺桿壓縮機增壓后排至燃料氣管網。壓縮機入口加注除鹽水冷卻，出口再經冷卻器將除鹽水冷凝后，通過過濾器再返回壓縮機入口。在實際運行中，過濾器投用后經常堵塞，導致壓縮機出口溫度升高。由于壓縮機出口溫度設置了溫度高時連鎖報警、連鎖停機，只能持續補水后通過分液罐排至含油污水池中，增加了裝置的能耗。為了減少能耗，提升壓縮機的平穩運行能力，擬對壓縮機出口的過濾器進行更換，保證除鹽水能循環利用。

3 結論

1）FCC 干氣經淺冷油吸收后，富乙烯氣中乙烯及乙烷的含量分別提濃至45.65%（φ），35.64%（φ）；PSA 解吸氣經淺冷油吸收后，富乙烷氣中乙烷含量提濃至61.98%（φ）。

2）裝置產品富乙烯氣及富乙烷氣的收率分別為15.27%，33.12%，副產氫氣收率為4.70%，均符合設計要求。

3）更換分液罐壓控閥，消除PSA 解吸氣分液罐液位無法自動控制的問題；增加一臺C4補充泵，保證C4持續補充；更換螺桿壓縮機出口過濾器，保證螺桿壓縮機冷卻水可循環使用。