邢海平

摘 要：通過對我公司20萬t/a氣體分餾裝置的運行分析，主要針對影響丙烯產(chǎn)量的原因進(jìn)行分析，提出了氣體分餾裝置操作優(yōu)化和調(diào)整的方案和技術(shù)改造的措施，從降低裝置丙烯攜帶的角度考慮，提高丙烯產(chǎn)品收率。

關(guān) 鍵 詞：氣體分餾裝置；丙烯；拔出率

中圖分類號：TQ 052 文獻(xiàn)標(biāo)識碼： A 文章編號： 1671-0460（2014）10-2435-03

Factors and Countermeasures for Effect of Gas

Fractionation Unit on Yield of Propylene

XING Hai -ping

（Changqing Petrochemical Company， Shaanxi Xianyang 712000，China）

Abstract： Running conditions of 200 t/a gas fractionation unit in our company were analyzed as well as main reasons to influence the yield of propylene； optimized operation process and adjustment scheme and technical transformation measures of the gas fractionation unit were put forward to increase the yield of propylene product.

Key words： Gas fractionation unit； Propylene； Yield

長慶石化公司20萬t/a氣體分餾裝置是由中石化洛陽設(shè)計院設(shè)計，2003年12月投產(chǎn)。裝置原設(shè)計以80萬t/a催化裝置生產(chǎn)的液化石油氣為原料，生產(chǎn)純度≥99.6%的精丙烯。目前，裝置生產(chǎn)的混合C4C5作為 MTBE裝置的原料，部分丙烷用作溶劑脫瀝青裝置的溶劑。

2005年140萬t/a催化裝置投產(chǎn)后，裝置的加工負(fù)荷大幅度增加，最高達(dá)到了125%以上。氣分裝置暴露出了加工能力不能滿足需要的問題，主要是影響裝置的丙烯拔出率[1]。由于近年來市場需求的變化，丙烯的價格遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于液化氣的價格，因此，氣體分餾裝置的丙烯產(chǎn)品就成為主要的利潤挖潛點。優(yōu)化操作控制，提高丙烯收率就成為裝置技術(shù)攻關(guān)的重要課題。氣分裝置設(shè)計和實際運行情況對比表見表1。

表1 氣分裝置設(shè)計和實際運行情況對比表

Table 1 Contrast between design condition and actual operation of the gas fractionation unit

設(shè)計值 運行值

原料中丙烯含量，% 35.51 39.57

丙烷中丙烯含量，% ≤2% 4.82

C4C5中丙烯含量，% ≤2% 5.80

丙烯 收率，% 34.1 22.32

加工負(fù)荷，% 100 113

1 現(xiàn)狀分析

1.1 裝置工藝簡介

目前，我公司氣體分餾裝置以140萬t/a催化裂化裝置生產(chǎn)的液化石油氣為原料，由于生產(chǎn)需要，裝置的質(zhì)量控制點主要有兩個；第一、由于脫丙烷塔底的混合C4C5全部作為MTBE裝置的原料，因此，混合C4C5中的C3含量要求控制在0.5%以下。第二、生產(chǎn)純度≥99.6%精丙烯產(chǎn)品。生產(chǎn)工藝上采用脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔的三塔流程。

脫丙烷塔底部熱源采用1.0 MPa蒸汽，脫乙烷塔和丙烯精餾塔塔底重沸器熱源采用催化裂化裝置所產(chǎn)105 ℃熱水。

140萬t/a催化裂化裝置生產(chǎn)的液化石油氣經(jīng)產(chǎn)品精制裝置脫硫后直接進(jìn)入氣體分餾裝置。

1.2 裝置生產(chǎn)現(xiàn)狀

目前，氣體分餾裝置的年平均加工負(fù)荷在113.81%，由于加工量大，進(jìn)料量大幅度波動，熱源溫度及流量的不穩(wěn)定，都是造成裝置生產(chǎn)波動的主要因素，造成裝置的丙烯收率較低且波動較大[2]。

2012年裝置加工量和丙烯收率的變化見圖1。

圖1 2012年裝置加工量和丙烯收率的變化圖

Fig.1 2012 device processing capacity and the yield of propylene

表中的數(shù)據(jù)顯示，裝置的加工量在7-10月份波動很大，全年的丙烯收率變化比較大，在19.5%到26.2%之間波動。

2 影響裝置丙烯收率的原因分析

2.1 原料中乙烷氣的影響

實際生產(chǎn)中，進(jìn)料中乙烷氣含量較多時對丙烯收率影響大，進(jìn)料中的乙烷氣含量在0.5%以下時，裝置的丙烯收率能達(dá)到到平均：22.32%的水平，當(dāng)進(jìn)料中乙烷氣含量達(dá)到1%～3%的情況下，對操作的影響程度比較大，丙烯收率下降的百分點能達(dá)到7%～8%。統(tǒng)計2012年1-6月份氣體分餾裝置液化氣進(jìn)料中乙烷氣含量較高（≥1%）的情況下，氣分裝置丙烯收率的數(shù)據(jù)，做統(tǒng)計圖，圖2為 乙烷濃度與丙烯收率對比圖。

圖2 乙烷濃度與丙烯收率對比圖

Fig.2 Concentration of ethane and propylene yield comparison chart

2.2 T-2002壓力控制系統(tǒng)攜帶損失

T2002的主要作用是將經(jīng)過脫丙烷塔分離的混合C2C3組分進(jìn)行再次分離，脫去其中的乙烷組分。分離出來的乙烷氣組分全部通過V2003頂?shù)膲嚎鼐€排放出去。統(tǒng)計2012年全年混合C2C3的分析數(shù)據(jù)，其中的丙烯含量在68.2%左右，最高的時候達(dá)到了89.2%，2012年混合C2C3餾分主要組分百分含量見表2。

T2002頂回流罐V2003壓力控制的氣體進(jìn)行放空（乙烷氣），放空的乙烷氣中乙烷不是主要組分，其中丙烯的含量平均高達(dá)83.7%以上，最高達(dá)到了93.8%，2012年T2002頂乙烷氣中各組分含量見表3。

正常生產(chǎn)情況下，乙烷氣排放在系統(tǒng)內(nèi)進(jìn)行循環(huán)，原則上沒有損失，只是導(dǎo)致裝置能耗的增加。但是，在系統(tǒng)內(nèi)長期循環(huán)，催化穩(wěn)定崗位操作調(diào)整不及時時，氣分裝置原料中乙烷氣攜帶嚴(yán)重，這種情況下脫乙烷塔頂回流罐V2003放空是要直接進(jìn)行排火炬，裝置的丙烯損失很大[3]。V2003壓力控制流程圖3。

實際操作調(diào)整顯示，T2002頂冷后溫度的高低，對于裝置排放的乙烷氣中的丙烯影響很大，其次就是塔頂壓力的影響。

表2 2012年混合C2C3餾分主要組分百分含量

Table 2 Mixed C2C3 fractions main component percentage in 2012

項目 甲烷 C2組分 丙烷 丙烯

最大 13.68 15.84 32.45 89.26

最小 0 0 6.14 56.06

平均 1.839 97 0.919 44 25.534 03 68.203 73

表3 2012年T2002頂乙烷氣中各組分含量

Table 3 2012 T2002 oxide content in the gas composition

項目 甲烷 C2組分 丙烷 丙烯

最大 21.96 43.67 28.14 93.8

最小 0 0 2.13 32.73

平均 1.676 83 3.887 02 10.654 1 83.772 8

圖3 V2003壓力控制流程圖

Fig.3 V2003 pressure control flow chart

2.3 丙烷質(zhì)量的影響

丙烷中的丙烯含量多少也是造成丙烯損失的主要環(huán)節(jié)。由于丙烯精餾塔只進(jìn)行丙烷和丙烯兩組分的分離，分餾難度和精度都比較高。設(shè)計上，因此采用較大的回流比，帶來的問題是塔底組分容易攜帶輕組分，導(dǎo)致丙烷中的丙烯含量高。

丙烯精餾塔底采用的是催化裂化裝置的熱水提供熱源。但是，在實際操作過程中，丙烯精餾塔所需要的熱量大，熱水循環(huán)量在330 t/h左右。由于控制的局限性和熱水溫度的波動大，容易造成裝置操作和質(zhì)量上的波動。影響丙烷中的丙烯含量，丙烷中的丙烯含量平均1.07%，最高達(dá)到了13.74%[4]。2012年全年的丙烷分析情況見表4。

表4 2012年丙烷組分分析數(shù)據(jù)統(tǒng)計

Table 4 Propane component analysis data statistics in 2012

項目 丙烷 丙烯 異丁烷

最大 98.56 13.74 29.73

最小 32.13 0.09 0.03

平均 89.087 32 1.079 80 4.712 03

3 措施及對策

通過丙烯收率影響因素的分析，綜合裝置長周期運行的實際狀況，提出以下的措施及對策。

3.1 消除乙烷氣影響措施

3.1.1 加強(qiáng)催化吸收穩(wěn)定的操作

催化裂化吸收穩(wěn)定崗位，要加強(qiáng)裝置平穩(wěn)生產(chǎn)的控制。首先，要保證液化氣質(zhì)量的合格，盡量控制液化氣中乙烷組分的含量在0.5%以下，保證原料質(zhì)量穩(wěn)定。其次，不斷優(yōu)化催化裝置的操作，穩(wěn)定液化氣的組成，減少乙烷氣的影響。

3.1.2 V2001改造建議

如果進(jìn)料攜帶的乙烷氣含量較高，氣體分餾裝置進(jìn)行操作調(diào)整的時候，就要在液化氣進(jìn)分餾塔前進(jìn)行乙烷氣的排放處理，以減少乙烷氣對丙烯純度的影響。因此，建議在V2001頂部增加排放乙烷氣流程。

對V2001進(jìn)行工藝改造，增加排放乙烷氣流程，流程去向可以走兩路，一路去氣體分餾裝置低壓泄壓線，一路去火炬系統(tǒng)。當(dāng)需要進(jìn)行乙烷氣排放的時候，可以根據(jù)情況具體調(diào)整排放方向，原料攜帶乙烷氣量過大的時候，要直接向火炬線進(jìn)行控制排放，以保證裝置后續(xù)加工的平穩(wěn)，保證丙烯收率。

乙烷氣攜帶影響按照每月一次計算，影響時間一班次的丙烯產(chǎn)量20 t，解決這一問題，對丙烯收率的貢獻(xiàn)達(dá)到0.12%。

3.2 優(yōu)化脫乙烷塔T2002操作

3.2.1 調(diào)整T2002進(jìn)料位置

經(jīng)過計算，當(dāng)采用13層塔板的進(jìn)料口時，較目前的15層塔板進(jìn)料口，丙烯產(chǎn)品產(chǎn)量相對較多，乙烷氣中的丙烯含量降低，同時脫乙烷塔的能耗也將相應(yīng)降低。故建議調(diào)整進(jìn)料口位置至13層塔板。

3.2.2 控制T2002頂冷后溫度

通過實際操作調(diào)整，在保證塔頂壓力的情況下，T2002冷后溫度高低對于乙烷氣中的丙烯含量影響較大。當(dāng)溫度控制在44～46 ℃情況下，乙烷氣中的丙烯含量下降近20%，對于裝置的丙烯收率有很大的貢獻(xiàn)。

實施前后產(chǎn)品收率變化見表5[5]。

表5 實施前后產(chǎn)品收率變化

Table 5 Yield before and after the change

項 目 實施前 實施后

加工量/（t·h-1） 28.87 31.57

原料中丙烯含量（mol），% 32.39 30.62

丙烯產(chǎn)量/（t·h-1） 6.692 6.981

丙烯產(chǎn)品純度（mol），% 99.8 99.6

丙烯回收率，% 84.42 85.07

3.3 優(yōu)化丙烯精餾塔T2003操作

在目前裝置運行前提下，對于裝置操作參數(shù)進(jìn)行相應(yīng)的優(yōu)化控制，對于降低丙烷中的丙烯含量，提高丙烯的收率有著重要的作用。經(jīng)過對操作參數(shù)對應(yīng)的丙烷分析數(shù)據(jù)分析統(tǒng)計，T2003操作參數(shù)優(yōu)化優(yōu)化參數(shù)見表6。

表6 T2003操作參數(shù)優(yōu)化

Table 6 T2003 operation parameters optimization

項 目 運行

參數(shù) 優(yōu)化后

參數(shù)

塔底溫度/℃ 56～58 58～61

中間回流/（t·h-1） 150～158 145

頂回流量/（t·h-1） 150～158 142～150

丙烷中丙烯含量，% 1～1.5 ≤0.8

丙烯收率提高，% - 0.16

通過對數(shù)據(jù)進(jìn)行分析，優(yōu)化運行參數(shù)后，丙烯收率提高0.16%，優(yōu)化并降低回流量，對于塔頂冷卻負(fù)荷有一定的降低，利于丙烯的拔出率。

4 結(jié) 論

通過對影響丙烯收率的因素進(jìn)行分析，提出相應(yīng)的建議及操作優(yōu)化措施，解決乙烷氣的問題，可以提高丙烯收率0.12%，T2002進(jìn)料調(diào)整的優(yōu)化，可以增加丙烯回收率0.65%左右。優(yōu)化丙烯精餾塔的操作，降低塔T2003B頂回流量以及提高塔T2003A底溫度，降低塔底攜帶的丙烯量，可以提高丙烯收率0.16%。多措并舉，可以提高丙烯收率0.9%以上，提高裝置整體丙烯的收率和經(jīng)濟(jì)效益。

參考文獻(xiàn)

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