淺冷油吸收工藝回收煉油廠飽和干氣的模擬

張敬升

（中國石化 北京化工研究院，北京 100013）

淺冷油吸收工藝回收煉油廠飽和干氣的模擬

張敬升

（中國石化 北京化工研究院，北京 100013）

針對某煉油廠241.5 kt/a飽和干氣，采用淺冷油吸收工藝回收其中的碳二及碳二以上餾分，用VMGSim流程模擬軟件對淺冷油吸收工藝進行模擬，并對凝液直接送至碳四吸收塔（方案一）和凝液送至凝液汽提塔（方案二）兩種方案進行比較。模擬結果表明，兩種方案的產品產量及組成存在差別，方案一比方案二多產富乙烷氣1.33 t/h，但輕烴產量減少1.38 t/h，方案一富乙烷氣中乙烷的含量及輕烴中丙烷的含量均低于方案二；兩種方案回收的富乙烷氣和輕烴作為乙烯裝置裂解原料產出的乙烯、丙烯等產品的產量基本相同；方案二中碳四吸收塔和碳四解吸塔的塔釜溫度比方案一低3～4 ℃，但綜合能耗（每噸原料的能耗合標準油）比方案一高2.4 kg。

干氣回收方案；淺冷油吸收技術；流程模擬；干氣凝液；富乙烷氣；輕烴

煉油廠干氣主要來自原油的一次加工和二次加工，如常減壓蒸餾、催化裂化、加氫裂化、熱裂化和延遲焦化等過程中所產生的氣體［1］，其中富含氫氣、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷和丙烯等大量輕質烴類資源和少量雜質。目前，國內煉油廠干氣大都用作工業和民用燃料氣，其余則放火炬燒掉，造成資源的嚴重浪費。若能回收其中的乙烯、乙烷、丙烯和丙烷等作為生產乙烯的原料，一方面可替代部分乙烯裂解原料的輕質油，另一方面可使裂解原料輕質化，這將產生顯著的經濟效益和社會效益。隨著石油資源的日益緊張和環保法規的日趨嚴格，世界煉化工業正面臨著嚴峻的挑戰，因此煉油廠干氣的合理利用受到了高度重視，并逐漸成為煉化企業降低乙烯生產成本和實現資源有效利用的重要手段。

本工作針對國內某煉油廠副產飽和干氣的現狀，采用VMGSim流程模擬軟件，對干氣中碳二及碳二以上組分和氫氣的回收方案進行模擬研究。

1 煉油廠干氣回收技術的選擇

目前，從煉油廠干氣中回收碳二、碳三等組分最常用的方法主要有深冷分離法、變壓吸附法和油吸收法［2-8］。

1.1 深冷分離法

深冷分離法［9］是提濃干氣的傳統工藝，它利用原料中各組分相對揮發度的差異，在低溫下將干氣中各組分按工藝要求冷凝下來，然后用精餾法將其中的各類烴依其蒸發溫度的不同逐一分離。通常情況下，乙烯收率為85%左右，純度為聚合級。由于干氣中的氫、甲烷組分一般需在-100 ℃的低溫下進行分離，循環制冷流程比較復雜，裝置能耗高、投資大，所以深冷分離法一般適合處理干氣量較大的情況，特別適合于煉油廠集中的地區。另外，深冷分離對原料預處理的要求較高。

1.2 變壓吸附法

變壓吸附技術是20世紀60年代后期發展起來的氣體分離技術［10］，該技術主要依據吸附劑對各組分吸附選擇性的不同來達到對混合氣進行分離的目的，通常采用多塔循環操作，以實現工藝過程的連續性［11-13］。變壓吸附法具有能耗較低、流程相對獨立等優點，可適用于中小規模的裝置；但該方法所用設備龐大、碳二回收率不高、產品純度較低，如需要進一步提高純度，可采用多級變壓吸附，但投資相應增加、占地面積大。一般單純的變壓吸附工藝適合用于有后續氣體分離裝置的企業。

1.3 油吸收法

油吸收法又稱吸收-精餾法，主要是利用吸收劑對干氣中各組分的溶解度不同來分離氣體混合物［2-8］。依據吸收操作溫度的不同，油吸收法可大致分為深冷油吸收（一般低于-80 ℃）、中冷油吸收（一般為-20～-40 ℃，最低-70～-80 ℃）和淺冷油吸收（一般高于0 ℃）3種工藝。其中，深冷油吸收法和中冷油吸收法一般首先需要對原料進行除雜質處理，而且由于操作溫度低、制冷負荷大，能耗相對較大、投資較高。

為進一步提高吸收溫度、節省低溫冷量消耗和降低設備投資，中國石化北京化工研究院開發了用于回收干氣中碳二、碳三餾分的淺冷油吸收工藝［14-17］。該工藝將油吸收溫度提高到10～15 ℃，無需丙烯制冷壓縮機和干燥等凈化步驟，流程大為簡化，并且具有回收率高（碳二及碳二以上組分的回收率可達90%以上）、產品品質高、操作簡便、運轉周期長、對原料適應性強、占地面積小、投資少、綜合能耗相對較低等優點。

2 干氣回收的淺冷油吸收工藝流程

2.1 干氣工況及組成

煉油廠干氣可簡單劃分為兩大類：一是催化裂化等裝置副產的含較多烯烴的不飽和干氣；二是常減壓蒸餾、加氫、重整等裝置副產的幾乎不含烯烴的飽和干氣。

某煉油廠飽和干氣的工況及組成見表1。據統計，這部分飽和干氣中約含乙烷58 kt/a、丙烷46 kt/a、C4+75 kt/a，具有很大的回收利用潛力。

表1 某煉油廠飽和干氣的工況及組成Table 1 Operating conditions and composition of dry gas from a ref nery

結合上述干氣回收技術的特點，針對某煉油廠飽和干氣的實際情況，確定采用淺冷油吸收法來回收該煉油廠飽和干氣中的碳二及碳二以上組分。整個干氣回收裝置由干氣壓縮單元和淺冷油吸收單元組成，設計年操作時間8 400 h。

干氣回收流程的模擬采用VMGSim流程模擬軟件，該軟件由加拿大虛擬物流集團開發，具有完善的物性數據庫及豐富的過程單元模塊，相對于Aspen Plus和Pro/Ⅱ等其他流程模擬軟件，它在工藝流程設計尤其是精餾塔的計算方面顯得更為靈活和方便。VMGSim流程模擬軟件在干氣淺冷油吸收工藝的開發過程中發揮了重要作用，其模擬結果的準確性和可靠性也得到了小試、中試及工業化裝置運行數據的證實。

為獲得較好的吸收效果，淺冷油吸收工藝適宜的壓力為3.5～4.0 MPa，而原料飽和干氣的壓力僅為0.53 MPa，因此需要設置一臺壓縮機對原料飽和干氣進行增壓。當原料飽和干氣升壓至3.79 MPa并冷卻至15 ℃時，飽和干氣中的重組分可出現部分冷凝，凝液的組成見表2。

表2 某煉油廠飽和干氣凝液的工況及組成Table 2 Operating conditions and composition of the dry gas condensate from the ref nery

由表2可知，凝液中乙烷+丙烷的含量超過42%（x）（約3.2 t/h）。為回收這部分凝液，擬采用兩種方案，其區別主要在于對壓縮單元中凝液的處理方式不同。

2.2 干氣回收方案一

飽和干氣淺冷油吸收工藝流程方案一見圖1。飽和干氣采用三段離心式壓縮機壓縮，最終壓縮至約3.85 MPa。段前均設置吸入罐，段后用循環水冷卻至40 ℃。三段出口干氣用溴化鋰制冷機組產生的7 ℃冷媒水冷至15 ℃后送入閃蒸罐，分離出的氣相和凝液分別送入碳四吸收塔的下部和上部。碳四吸收塔塔頂采出的未被吸收的CH4和H2等輕組分中夾帶部分碳三、碳四，送入汽油吸收塔進行回收；塔釜采出的富碳四吸收劑依靠壓差進入碳四解吸塔。在碳四解吸塔塔頂得到富含乙烷、丙烷的提濃氣，可直接送乙烯裝置的乙烷爐；塔釜得到的貧碳四吸收劑經換熱、冷卻后送入碳四吸收塔頂循環使用。碳四吸收塔及碳四解吸塔的塔釜再沸器可采用煉油廠余熱或低壓蒸汽作為熱源。

圖1 飽和干氣淺冷油吸收工藝流程方案一Fig.1 Scheme Ⅰ for the recovery of the dry gas by means of shallow-cool oil-absorption technology.

碳四吸收塔塔頂出來的CH4和H2等氣體送入汽油吸收塔底部，與穩定汽油逆流接觸，吸收氣體中夾帶的碳三及碳三以上重組分。汽油吸收塔塔頂氣體排入燃料氣管網；汽油吸收塔塔底富汽油吸收劑送至汽油穩定塔進行解吸。汽油穩定塔塔頂出來的氣相主要為CH4和部分碳二及碳二以上組分，返回至壓縮機一段；塔頂液相為碳三和碳四，與碳四解吸塔釜的貧碳四吸收劑混合后送到碳四吸收塔循環使用；塔釜液相作為吸收劑返回汽油吸收塔塔頂循環使用。汽油穩定塔塔釜再沸器可采用煉油廠余熱或低壓蒸汽加熱。

為平衡系統中的重組分，在碳四解吸塔塔底抽出一股物料作為輕烴產品，主要為碳四及碳五，可送至乙烯裝置的輕烴爐。飽和干氣回收裝置運行穩定后，只需分別在碳四吸收塔塔頂和汽油吸收塔塔頂補充少量的正構碳四和穩定汽油，大幅降低了碳四吸收劑及汽油吸收劑的消耗。

2.3 干氣回收方案二

飽和干氣淺冷油吸收方案二的設計思路是將凝液中的重組分分離出來送往凝液汽提塔進行回收，這樣可以降低碳四吸收塔及碳四解吸塔的塔釜溫度，降低兩塔的熱負荷。方案二的工藝流程見圖2。原料飽和干氣經壓縮、冷卻至15 ℃后送入閃蒸罐，分離出的氣相送入碳四吸收塔，采用與方案一相同的流程，依次通過碳四吸收、碳四解吸、汽油吸收、汽油解吸等操作得到富乙烷氣、輕烴以及燃料氣。

閃蒸罐凝液送入凝液汽提塔，通過塔釜再沸器加熱將其中的碳二、碳三蒸出后返回至壓縮機二段，塔釜液相主要為碳三以上組分，與碳四解吸塔塔釜抽出的輕烴混合后作為輕烴產品一并送往乙烯裝置的輕烴爐。

圖2 飽和干氣淺冷油吸收工藝流程方案二Fig.2 Scheme Ⅱ for the recovery of the dry gas by means of the shallow-cool oil-absorption technology.

3 結果與討論

飽和干氣回收方案一和方案二均可達到回收原料飽和干氣中的碳二及碳二以上組分的目的。但由于兩個方案對干氣凝液的處理方式不同，造成產品產量及組成、各塔的操作條件、公用工程及能耗等方面存在差異。在碳二和碳三的回收率為93%的前提下，對方案一和方案二進行比較。

3.1 產品產量及組成對比

原料飽和干氣經淺冷油吸收可獲得富乙烷氣、輕烴及燃料氣等產品，兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝的產品產量及組成見表3。方案一需要補充碳四吸收劑2 627 kg/h、汽油吸收劑41 kg/h，方案二需要補充碳四吸收劑2 627 kg/h、汽油吸收劑42 kg/h，兩者大致相當，故忽略補充吸收劑的影響。

表3 兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝的產品產量及組成Table 3 Composition and yields of products obtained from the two schemes for the dry gas recovery

從表3可見，兩種方案的燃料氣量基本相當，但方案一回收所得的富乙烷氣比方案二多1.33 t/h左右，相應地方案一中輕烴的產量比方案二減少約1.38 t/h。

從表3還可見，由方案一回收所得富乙烷氣中乙烷的含量為53.73%（x），低于方案二中乙烷的含量（58.46%（x）），但對于乙烷+丙烷的含量，方案一為84.09%（x），略高于方案二的82.73%（x）；對于輕烴產品，方案一回收得到的輕烴中主要為碳四、碳五，而方案二中的輕烴除碳四、碳五外，還含有23.52%（x）的丙烷（主要為凝液汽提塔釜液相中所夾帶的丙烷），其平均相對分子質量明顯小于方案一中的輕烴；燃料氣的組成，兩種方案差別很小。

總體來看，兩種方案回收得到的富乙烷氣中甲烷的含量均低于4%（x）、O2含量低于10×10-6（x），是優質的輕質裂解原料，可直接送至乙烯裝置的乙烷爐；輕烴產品主要為丁烷和戊烷，也是比較好的裂解原料，可直接送至乙烯裝置的輕烴爐。

兩種方案中富乙烷氣和輕烴的產量及組成不同，作為裂解原料得到的裂解產品的產量可能會有所不同。因此，對以富乙烷氣和輕烴為裂解原料時主要產物乙烯、丙烯、丁烯及1，3-丁二烯的收率進行模擬，模擬結果見表4。由表4可看出，由方案一可獲得的乙烯、丙烯、丁烯、1，3-丁二烯的流量分別為8.21，2.70，0.78，0.62 t/h；由方案二可獲得的乙烯、丙烯、丁烯、1，3-丁二烯的流量分別為8.22，2.71，0.79，0.62 t/h。這說明，采用兩種方案回收得到的富乙烷氣和輕烴作為乙烯裝置的裂解原料，整體效果基本相同。

表4 兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝產品的裂解產物收率Table 4 Yields of crackates obtained from the two schemes for the dry gas recovery

3.2 各塔操作條件的對比

在塔壓及理論板數相同的條件下，對兩種方案中各塔的操作溫度及所需的熱負荷進行比較，結果見表5。

表5 兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝流程塔設備的操作條件Table 5 Operation conditions of towers in the two schemes for the dry gas recovery

從表5可見，兩種方案中對應的塔頂溫度基本一致，差別在于塔釜溫度。首先，由于方案二將干氣經壓縮后產生的凝液分離出來送往凝液汽提塔進行處理，可以降低碳四吸收塔和碳四解吸塔的塔釜蒸發溫度，所以方案二中這兩個塔的塔釜溫度比方案一低3～4 ℃左右；其次，為了避免汽油穩定塔的塔釜溫度過高，在兩個方案中都將其控制在160℃，而兩個方案中的汽油吸收塔的操作溫度較低且相差不大。

從表5還可見，方案二中碳四吸收塔與碳四解吸塔所需的熱負荷均低于方案一，但汽油穩定塔熱負荷高于方案一。由于方案二采用凝液汽提塔來處理干氣凝液，所以該塔再沸器還需一部分熱量，但負荷不大。以總量計，方案一中碳四吸收塔、碳四解吸塔和汽油穩定塔共需熱負荷10.918 MW，而方案二中凝液汽提塔、碳四吸收塔、碳四解吸塔以及汽油穩定塔共需熱負荷10.862 MW，方案二略低，但兩者差別較小。

3.3 公用工程及能耗的對比

為了降低能耗，對兩個方案的換熱流程進行優化。在方案一中，碳四解吸塔塔釜抽出的貧碳四吸收劑和汽油穩定塔塔釜抽出的貧汽油吸收劑溫度較高，可分別先通過碳四吸收塔的兩臺中間再沸器對提餾段抽出液進行加熱，然后再用來預熱汽油穩定塔的進料；在方案二中，碳四解吸塔塔釜的貧碳四吸收劑同樣先通過碳四吸收塔的中間再沸器加熱提餾段抽出液，然后再去預熱汽油穩定塔進料，而汽油穩定塔塔釜的貧汽油吸收劑則可先用來作為凝液汽提塔塔釜再沸器的熱源，然后再去預熱汽油穩定塔的進料。

兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝流程的公用工程及能耗見表6。為方便比較，碳四吸收塔、碳四解吸塔及汽油穩定塔的塔釜再沸器均采用1.0 MPa飽和蒸汽作熱源，但實際運行中，為節能可根據各塔釜溫度選擇相應等級的蒸汽或采用煉油廠低溫余熱作為熱源。

表6 兩種飽和干氣淺冷油吸收工藝流程的公用工程及能耗Table 6 Utilities and energy consumption in the two schemes for the dry gas recovery

由表6可看出，兩個方案中所消耗的循環水量及蒸汽量大致相當，主要差別在于電耗及7 ℃冷凍水耗量。由于方案二中凝液汽提塔塔頂氣相返回壓縮機重復升壓，所以電耗增加；在方案一中將低溫干氣凝液直接送至碳四吸收塔，降低了塔內溫度并起到了部分碳四吸收劑的作用，從而降低了碳四吸收劑的循環量，所以用來冷卻循環碳四的7 ℃冷凍水耗量比方案二相應減少。經過折算，方案一的綜合能耗（以標準油計）為2 222.8 kg/h（每噸原料的能耗合標準油77.8 kg），低于方案二的綜合能耗2 291.9 kg/h（每噸原料的能耗合標準油80.2 kg）。

4 結論

1）針對國內某煉油廠副產飽和干氣的實際情況，提出了淺冷油吸收工藝流程方案。采用VMGSim流程模擬軟件進行計算，考察了將凝液直接送至碳四吸收塔（方案一）和將凝液送至凝液汽提塔（方案二）兩種回收方案。

2）采用兩種方案回收得到的富乙烷氣和輕烴的產量及組成不同。與方案二相比，方案一富乙烷氣產量多1.33 t/h、輕烴產量少1.38 t/h；但將其作為乙烯裝置裂解原料，兩個方案獲得的乙烯、丙烯、丁烯和1，3-丁二烯等主要裂解產物的產量基本相同。

3）由于方案二將干氣凝液分離出來送往凝液汽提塔進行處理，碳四吸收塔和碳四解吸塔的塔釜溫度比方案一降低3～4 ℃，但綜合能耗（每噸原料的能耗合標準油）比方案一高2.4 kg。

4）方案二中需增加一臺凝液汽提塔，設備投資相應增加。綜合來看，將干氣凝液直接送入碳四吸收塔進行回收比將其送入凝液汽提塔進行回收具有能耗低、投資省的優勢，所以推薦采用方案一對該煉油廠飽和干氣進行回收，預期可獲得良好的經濟效益。

［1］ 陳平. 輕烴資源優化及其經濟效益分析［J］. 化工技術經濟，2003，21（6）：10 - 12.

［2］ 張禮昌，李東風，楊元一. 煉廠干氣中乙烯回收和利用技術進展［J］. 石油化工，2012，41（1）：103 - 110.

［3］ 朱留琴. 發揮南京地區煉油化工優勢從煉廠干氣回收乙烯和輕烴作乙烯原料的探討［J］. 廣東化工，2012，39（10）：99 -100.

［4］ 周振啟. 從煉廠干氣中回收乙烯技術的發展概述［J］. 石油知識，2011（3）：24 - 25.

［5］ 葉鵬程，方兆華，任其龍. 從煉油廠干氣中分離烯烴的技術［J］. 石油學報：石油加工，2010，26（4）：642 - 647.

［6］ 王紅光，王立國. 煉廠干氣回收輕烴技術評述［J］. 煉油技術與工程，2009，39（12）：8 - 11.

［7］ 謝春雷，方義東. 催化干氣中乙烯的回收利用［J］. 石化技術，2005，12（3）：63 - 66.

［8］ 王連中，姜國生，王蘭成. 煉廠干氣回收烴類作為乙烯裝置原料的可行性論證［J］. 化工設計，2004，14（2）：43 - 45.

［9］ 成躍祖. 煉廠干氣中稀乙烯分離回收工藝的技術經濟分析［J］. 甘肅化工，1992（3）：14 - 17.

［10］ 魏璽群，陳健. 變壓吸附氣體分離技術的應用和發展［J］.低溫與特氣，2002，20（3）：2 - 4.

［11］ 任金成，任鐸. 干氣提濃乙烯技術在茂名石化煉油廠的工業應用［J］. 中外能源，2011，16（5）：103 - 106.

［12］ 王建，麻毅進，王崇明. 催化干氣變壓吸附精制生產乙烯技術的應用［J］. 乙烯工業，2006，18（1）：60 - 64.

［13］ 崔衛星. 煉廠催化干氣制備提濃乙烯氣的研究［D］. 天津：天津大學化工學院，2006.

［14］ 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院. 采用淺冷油吸收法分離煉廠催化干氣的方法：中國，101638584 A［P］. 2010-02-03.

［15］ 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院. 一種采用油吸收分離煉廠催化干氣的方法：中國，101759516 A［P］. 2010-06-30.

［16］ 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院. 采用油吸收分離煉廠催化干氣的方法：中國，101759518 A［P］. 2010-06-30.

［17］ 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院. 一種采用油吸收分離煉廠催化干氣的方法：中國，101812322 A［P］. 2010-08-25.

（編輯 李治泉）

Simulation on Recovery of Refinery Dry Gas by Means of Shallow-Cool Oil-Absorption Technology

Zhang Jingsheng
（SINOPEC Beijing Research Institute of Chemical Industry，Beijing 100013，China）

The shallow-cool oil-absorption technology was applied to the separation of C2+in dry gas from a refinery. Two schemes were designed in the light of different treatment ways of the gas condensate，in which，Scheme Ⅰ was for the recovery of the gas condensates in the C4absorption tower and Scheme Ⅱ was for the recovery of the gas condensates in the stripping tower. The simulation results obtained by VMGSim software revealed that the ethane-rich gas in schemeⅠ was 1.33 t/h more than that in scheme Ⅱ whereas the light hydrocarbon in scheme I was 1.38 t/h less than that in SchemeⅡ. Both the ethane-rich gas and the light hydrocarbon obtained in the two schemes are excellent pyrolysis feedstock and they can be used to produce the same amount of crackate such as ethylene and propylene. Both the bottom temperatures of the C4absorption tower and C4desorption tower in SchemeⅡ is 3-4 ℃ lower than those in Scheme Ⅰ，but the total energy consumption in Scheme Ⅱ is 2.4 kg standard oil higher than that in Scheme Ⅰ.

recovery of dry gas；shallow-cool oil-absorption technology；process simulation；gas condensate；ethane-rich gas；light hydrocarbon

1000 - 8144（2014）09 - 1069 - 07

TQ 028.17

A

2014 - 04 - 15；［修改稿日期］ 2014 - 06 - 11。

張敬升（1982—），男，山東省沂水縣人，博士，工程師，電話 010 - 59702907，電郵 zhangjs.bjhy@sinopec.com。