章三林 何燕鋒

(中國(guó)石化上海石油化工股份有限公司烯烴部，200540)

富乙烯氣對(duì)乙烯裝置碳二系統(tǒng)的影響分析

章三林 何燕鋒

(中國(guó)石化上海石油化工股份有限公司烯烴部，200540)

將催化裝置的副產(chǎn)物富乙烯氣加工后，送入乙烯裝置的分離系統(tǒng)以回收乙烯。對(duì)乙烯裝置的脫乙烷塔和乙烯精餾塔進(jìn)行了相應(yīng)的擴(kuò)能改造，更換了塔內(nèi)件，并對(duì)脫乙烷塔的靈敏板位置進(jìn)行了調(diào)整。實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中發(fā)現(xiàn)：由于富乙烯氣的供應(yīng)量不穩(wěn)定，對(duì)乙烯裝置的碳二精餾系統(tǒng)運(yùn)行產(chǎn)生了一定的影響。對(duì)該系統(tǒng)進(jìn)行了模擬計(jì)算，并對(duì)計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了分析，為操作參數(shù)的調(diào)整提供了依據(jù)。

富乙烯氣 脫乙烷塔 乙烯精餾塔 改造 流程模擬

中國(guó)石化上海石油化工股份有限公司(以下簡(jiǎn)稱(chēng)上海石化)在煉油改造過(guò)程中，新建了一套3 500 kt/a催化裝置，投產(chǎn)后副產(chǎn)干氣中含有10%～18%(物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)，下同)的乙烯、丙烯和乙烷等高附加值組分，經(jīng)精制后產(chǎn)出約80 kt/a的富乙烯氣，其中乙烯和乙烷的物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)達(dá)到82%。如果干氣不加回收，其中的高附加值乙烯、丙烯及乙烷等組分僅僅作為燃料燒掉，造成嚴(yán)重的資源浪費(fèi)。為此將該股富乙烯氣送入規(guī)模較大的2#乙烯裝置老區(qū)生產(chǎn)線，直接進(jìn)入乙烯精餾系統(tǒng)，分離出其中的乙烯作為產(chǎn)品，乙烷則作為循環(huán)料送入裂解爐。

1 工藝流程及改造方案介紹

2#乙烯裝置老區(qū)原設(shè)計(jì)采用Lummus順序分離流程，富乙烯氣匯入點(diǎn)選擇在裂解氣干燥器前，隨裂解氣一起干燥后，依次進(jìn)入脫甲烷系統(tǒng)、脫乙烷塔、脫乙炔反應(yīng)器和乙烯精餾塔，得到聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品和循環(huán)乙烷。由于富乙烯氣中輕組分甲烷和重組分碳三以上組分含量較少，對(duì)脫甲烷、脫丙烷系統(tǒng)影響較小，因此著重對(duì)碳二系統(tǒng)進(jìn)行分析和研究。由于富乙烯氣中各組分的比例與裂解爐來(lái)的裂解氣差距較大，因此在對(duì)每個(gè)精餾塔進(jìn)行核算后，對(duì)裝置進(jìn)行改造。

1.1 脫乙烷塔(T-401)

脫乙烷塔設(shè)計(jì)有57層塔板，分氣、液相兩股進(jìn)料，位置分別為第10塊和第28塊塔板，靈敏板位置為第45塊塔板，正常控制靈敏板溫度。改造過(guò)程中，脫乙烷塔處理量約增加15%，經(jīng)塔內(nèi)件制造商核算確認(rèn)，脫乙烷塔塔徑可滿足要求，故只對(duì)塔盤(pán)及內(nèi)件進(jìn)行了更換。

1.2 乙烯精餾塔(T-402)

乙烯精餾塔設(shè)計(jì)有121層塔板，進(jìn)料位置為第85塊塔板，靈敏板位置為第103塊塔板。富乙烯氣進(jìn)入裝置后，進(jìn)料中的乙烯物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)由81.37%降至75.10%，導(dǎo)致該塔所需的回流量大大增加，加入富乙烯氣后乙烯精餾塔處理量約增加17%。乙烯精餾塔原為多降液管(MD)高效塔盤(pán)，改造過(guò)程中經(jīng)過(guò)塔內(nèi)件專(zhuān)利商核算后，采用更加先進(jìn)的塔盤(pán)專(zhuān)利技術(shù)更換塔盤(pán)，保持塔體不動(dòng)，滿足了處理富乙烯氣的要求。

1.3 換熱器

經(jīng)核算，脫乙烷塔再沸器和冷凝器均能夠滿足富乙烯氣工況的需求，因此未作改動(dòng)。乙烯精餾塔再沸器能力稍有不足，需要進(jìn)行改造；冷凝器能力不足，新增1臺(tái)并聯(lián)使用。

1.4 泵

脫乙烷塔和乙烯精餾塔的進(jìn)出料流量均有大幅度的提高，經(jīng)核算，脫乙烷塔回流泵無(wú)法滿足新工況需求，需要新增1臺(tái)泵并聯(lián)使用，而乙烯精餾塔回流泵能夠滿足新工況。

2 碳二精餾系統(tǒng)流程模擬

為了從理論上研究富乙烯氣匯入后對(duì)碳二系統(tǒng)的影響，應(yīng)用Aspen Plus 7.2流程模擬軟件，對(duì)碳二系統(tǒng)進(jìn)行流程模擬。

2.1 模型搭建

使用Peng- Robinson物性法建模，流程如圖1所示。裂解氣和富乙烯氣作為兩股進(jìn)料，進(jìn)入混合器模塊，進(jìn)料條件如表1所示。

計(jì)算時(shí)，固定裂解氣的條件，改變富乙烯氣的進(jìn)料量來(lái)進(jìn)行模擬。兩個(gè)精餾塔均使用嚴(yán)格精餾法(RadFrac模塊)進(jìn)行計(jì)算。T-401塔為氣液相兩股進(jìn)料，且兩股進(jìn)料組成十分接近，因此為方便計(jì)算，使用如圖1所示的模型建模，其中物料分流器的比例按照設(shè)計(jì)值進(jìn)行規(guī)定，其中一股出料進(jìn)入換熱器，將出口條件規(guī)定為塔液相進(jìn)料的溫度為30 ℃，絕對(duì)壓力為3.3 MPa。脫乙炔反應(yīng)器的模擬計(jì)算牽涉到專(zhuān)利保護(hù)，數(shù)據(jù)不全，故使用組分分離模塊替代，默認(rèn)脫除全部的乙炔，對(duì)精餾部分的模擬基本不產(chǎn)生影響。

乙烯精餾塔的模擬計(jì)算結(jié)果與實(shí)際生產(chǎn)運(yùn)行結(jié)果仍有偏差，但相似度較高，可供參考。同時(shí)，反應(yīng)器和乙烯精餾塔中間還設(shè)有其他單元，此處為方便建模，也直接使用換熱器模塊，將出口溫度和壓力設(shè)定為乙烯塔進(jìn)口條件，即溫度為-27 ℃，表壓為1.9 MPa。

A-富乙烯氣;B-裂解氣;C-碳三及以上組分;D-乙烯;E-乙烷;1-物料混合器;2-物料分流器; 3-冷卻器;4-脫乙烷塔;5-組分分離器(代碳二加氫反應(yīng)器);6-冷卻器;7-乙烯精餾塔

表1 進(jìn)料情況輸入數(shù)據(jù)

2.2 脫乙烷塔模擬計(jì)算

首先計(jì)算脫乙烷塔T-401在不同富乙烯氣進(jìn)料量條件下的運(yùn)行參數(shù)及溫度分布。塔頂抽出量使用設(shè)計(jì)值進(jìn)行計(jì)算。根據(jù)用塔的設(shè)計(jì)值，以塔頂產(chǎn)品中的碳三組分體積分?jǐn)?shù)小于0.2%為目標(biāo)，塔頂抽出量為變量，計(jì)算該塔的最佳塔頂抽出量、回流量以及靈敏板溫度等參數(shù)在不同的富乙烯氣進(jìn)料量條件下的變化情況，結(jié)果如表2所示。

由以上模擬結(jié)果可知：由于富乙烯氣的組成比裂解氣要輕，其關(guān)鍵組分濃度增加，因此隨著富乙烯氣所占的比重逐漸增大，回流比也需要相應(yīng)增大，但是變化幅度不大，在實(shí)際操作中可以選擇較大的回流比(0.743 1)作為控制值，對(duì)整個(gè)塔的運(yùn)行情況影響不大。在不同的富乙烯氣負(fù)荷下，靈敏板(第47塊塔板)的溫度隨著組分變輕而逐漸降低，偏離控制指標(biāo)。

在實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中，不能夠僅按照原靈敏板的控制指標(biāo)去進(jìn)行操作，否則可能造成產(chǎn)品質(zhì)量不合格，需要參照在線分析儀的數(shù)據(jù)去進(jìn)行調(diào)整。

表2 T-401計(jì)算結(jié)果

2.3 乙烯精餾塔模擬計(jì)算

計(jì)算乙烯精餾塔T-402在不同富乙烯氣進(jìn)料量條件下的運(yùn)行參數(shù)及溫度分布，以塔頂產(chǎn)品中的乙烯純度達(dá)到99.95%為目標(biāo)，計(jì)算塔的最佳塔頂抽出量、回流量以及靈敏板溫度等參數(shù)隨富乙烯氣進(jìn)料量的變化情況，結(jié)果如表3所示。將最佳塔頂抽出量計(jì)算結(jié)果代回到塔的計(jì)算中，記錄塔的溫度和組分分布情況。

表3 T-402計(jì)算結(jié)果

由計(jì)算結(jié)果可知：隨著富乙烯氣量的不斷增加，T-402的回流比也相應(yīng)增加，最高達(dá)到2.819 9，因此實(shí)際操作中為保證產(chǎn)品合格，應(yīng)選取此數(shù)值作為控制的參數(shù)。由于靈敏板的溫度和乙烯濃度變化的幅度較大，因此不適宜作為富乙烯氣進(jìn)料后的控制指標(biāo)。但根據(jù)T-402塔的分析結(jié)果，其靈敏板位置可以選取第105塊塔板上下的位置。實(shí)際操作中，可以根據(jù)塔頂和塔釜的在線分析數(shù)據(jù)來(lái)進(jìn)行適時(shí)調(diào)整。

3 實(shí)際操作參數(shù)的選擇

實(shí)際操作中，由于不能頻繁的改變操作參數(shù)，為保證產(chǎn)品質(zhì)量，選取幾個(gè)工況下的最大回流比進(jìn)行操作，塔頂采出量仍然采用規(guī)定產(chǎn)品純度的方法不變，用原模型進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果如表4所示。

表4 T-401、T-402實(shí)際操作工況

表5 T-401、T-402實(shí)際操作工況與最佳工況對(duì)比

與表2、表3 的最佳工況對(duì)比結(jié)果顯示，在保持較大回流比的狀態(tài)下，冷凝器和再沸器的負(fù)荷比最佳工況要高的多，在富乙烯氣進(jìn)料減少時(shí)，這種效果更加明顯。特別是T-402冷凝器的負(fù)荷，差值最大達(dá)324.84 kW。

4 改造后裝置運(yùn)行情況及存在問(wèn)題

富乙烯氣于2012年12月起送入乙烯裝置，2013年接收38.42 kt，占乙烯裝置原料量的1.58%，2014年接收44.58 kt，占乙烯裝置原料量的1.87%。按照當(dāng)期價(jià)格，兩年產(chǎn)生的效益均超過(guò)5 000萬(wàn)元，取得了良好的經(jīng)濟(jì)效益。但在接收這股富乙烯氣時(shí)，遇到了幾個(gè)較為突出的問(wèn)題。

(1)由于富乙烯氣輸送管線較長(zhǎng)，雖然煉油裝置界區(qū)處輸出溫度達(dá)40 ℃，但是乙烯裝置實(shí)際接受溫度卻為室溫，而設(shè)計(jì)時(shí)考慮不占用裂解氣壓縮機(jī)負(fù)荷，因此加壓到4.0 MPa后輸送到裂解氣干燥器上游，冬季使用過(guò)程中發(fā)現(xiàn)，富乙烯氣管線發(fā)生凍堵。經(jīng)確認(rèn)，乙烯和乙烷在壓力為4.0 MPa，溫度低于15 ℃時(shí)，會(huì)形成水合物，導(dǎo)致管道堵塞。這種現(xiàn)象在夏季氣溫較高時(shí)不會(huì)出現(xiàn)，可考慮增加換熱器，先行加熱，再進(jìn)干燥器。

(2)實(shí)際接收到的富乙烯氣組成與設(shè)計(jì)不符，其中碳四物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)由設(shè)計(jì)值的1%上升到了15%，實(shí)際接收的富乙烯氣的氣相分率僅為35%。與裂解氣混合后，仍然存在少量液相，對(duì)氣相干燥器的運(yùn)行帶來(lái)風(fēng)險(xiǎn)。該問(wèn)題在增加換熱器后，同時(shí)得到解決。

(3)該股富乙烯氣中水含量較高，設(shè)計(jì)利用原氣相干燥器脫水，經(jīng)計(jì)算，原設(shè)計(jì)切換周期為36 h的干燥器，目前在30 h內(nèi)必須完成切換。

(4)由于該乙烯裝置為改擴(kuò)建后的裝置，其脫乙炔反應(yīng)器空速已接近上限，加入富乙烯氣后，裂解爐只能降低負(fù)荷，而富乙烯氣中相對(duì)較高的乙烷含量，使得裝置的乙烯產(chǎn)能受到限制。實(shí)際操作時(shí)，可調(diào)整裂解爐多投丙烯收率較高的原料。

(5)該裝置直接接收由碳二回收裝置堿洗后的富乙烯氣進(jìn)入裂解氣壓縮機(jī)五段出口，因此沒(méi)有經(jīng)過(guò)乙烯裝置的堿洗塔，而碳二回收裝置由于其酸性氣體較多，操作發(fā)生波動(dòng)時(shí)會(huì)發(fā)生CO2穿透現(xiàn)象，少量的CO2進(jìn)入乙烯裝置后再冷箱、脫甲烷塔等位置逐漸累積，并引發(fā)多次換熱器堵塞的事故。

5 結(jié)語(yǔ)

富乙烯氣直接進(jìn)入乙烯裝置分離系統(tǒng)處理的方法，對(duì)乙烯裝置原料結(jié)構(gòu)優(yōu)化有著重要的意義。富乙烯氣中物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)高達(dá)35%的乙烯無(wú)須經(jīng)過(guò)裂解，直接通過(guò)精餾即可獲得產(chǎn)品；物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)為35%～40%的乙烷可作為優(yōu)質(zhì)裂解原料返回裂解爐，對(duì)乙烯裝置提高雙烯收率和節(jié)能降耗都產(chǎn)生了重要影響。

目前，脫乙烷塔和乙烯精餾塔仍然使用原有控制方案，兩個(gè)塔的操作還存在優(yōu)化的空間。如能夠?qū)spen軟件模擬計(jì)算結(jié)果直接應(yīng)用到控制系統(tǒng)中，可進(jìn)一步減少冷量消耗，降低冷媒壓縮機(jī)負(fù)荷，降低裝置能耗。

Analysis on Effects of Ethylene Rich Gas in C2System of Ethylene Plant

Zhang Sanlin He Yanfeng

(OlefinDivision,SINOPECShanghaiPetrochemicalCo.,Ltd. 200540)

Generally, after processing, ethylene rich gas, byproduct of catalytic plant was transmitted to separation system of ethylene plant for recovering ethylene. Capacity expansion revamping was made on the dethanizing column and ethylene rectification column in ethylene plant, in which the column internals were changed, and the sensitive plate of dethanizing column was relocated. Practical operation showed that the instability of ethylene rich gas supply affected the operation of C2distillation system in ethylene plant. Analog calculation was made on the system, and analysis was made on the calculation result to provide basis for adjustment of operation parameters.

ethylene rich gas, dethanizing column, ethylene rectification column, revamping, process simulation

2015-02-16。

章三林，男，1966年6月出生，2011年畢業(yè)于華中科技大學(xué)工商管理專(zhuān)業(yè)，工程師，現(xiàn)從事乙烯生產(chǎn)管理工作。

1674-1099 (2015)02-0030-04

TQ221.21+1

A