富乙烯氣對乙烯裝置碳二系統的影響分析

章三林 何燕鋒

(中國石化上海石油化工股份有限公司烯烴部，200540)

富乙烯氣對乙烯裝置碳二系統的影響分析

章三林 何燕鋒

(中國石化上海石油化工股份有限公司烯烴部，200540)

將催化裝置的副產物富乙烯氣加工后，送入乙烯裝置的分離系統以回收乙烯。對乙烯裝置的脫乙烷塔和乙烯精餾塔進行了相應的擴能改造，更換了塔內件，并對脫乙烷塔的靈敏板位置進行了調整。實際運行過程中發現：由于富乙烯氣的供應量不穩定，對乙烯裝置的碳二精餾系統運行產生了一定的影響。對該系統進行了模擬計算，并對計算結果進行了分析，為操作參數的調整提供了依據。

富乙烯氣 脫乙烷塔 乙烯精餾塔 改造 流程模擬

中國石化上海石油化工股份有限公司(以下簡稱上海石化)在煉油改造過程中，新建了一套3 500 kt/a催化裝置，投產后副產干氣中含有10%～18%(物質的量分數，下同)的乙烯、丙烯和乙烷等高附加值組分，經精制后產出約80 kt/a的富乙烯氣，其中乙烯和乙烷的物質的量分數達到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，造成嚴重的資源浪費。為此將該股富乙烯氣送入規模較大的2#乙烯裝置老區生產線，直接進入乙烯精餾系統，分離出其中的乙烯作為產品，乙烷則作為循環料送入裂解爐。

1 工藝流程及改造方案介紹

2#乙烯裝置老區原設計采用Lummus順序分離流程，富乙烯氣匯入點選擇在裂解氣干燥器前，隨裂解氣一起干燥后，依次進入脫甲烷系統、脫乙烷塔、脫乙炔反應器和乙烯精餾塔，得到聚合級乙烯產品和循環乙烷。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，對脫甲烷、脫丙烷系統影響較小，因此著重對碳二系統進行分析和研究。由于富乙烯氣中各組分的比例與裂解爐來的裂解氣差距較大，因此在對每個精餾塔進行核算后，對裝置進行改造。

1.1 脫乙烷塔(T-401)

脫乙烷塔設計有57層塔板，分氣、液相兩股進料，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。改造過程中，脫乙烷塔處理量約增加15%，經塔內件制造商核算確認，脫乙烷塔塔徑可滿足要求，故只對塔盤及內件進行了更換。

1.2 乙烯精餾塔(T-402)

乙烯精餾塔設計有121層塔板，進料位置為第85塊塔板，靈敏板位置為第103塊塔板。富乙烯氣進入裝置后，進料中的乙烯物質的量分數由81.37%降至75.10%，導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，改造過程中經過塔內件專利商核算后，采用更加先進的塔盤專利技術更換塔盤，保持塔體不動，滿足了處理富乙烯氣的要求。

1.3 換熱器

經核算，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。乙烯精餾塔再沸器能力稍有不足，需要進行改造；冷凝器能力不足，新增1臺并聯使用。

1.4 泵

脫乙烷塔和乙烯精餾塔的進出料流量均有大幅度的提高，經核算，脫乙烷塔回流泵無法滿足新工況需求，需要新增1臺泵并聯使用，而乙烯精餾塔回流泵能夠滿足新工況。

2 碳二精餾系統流程模擬

為了從理論上研究富乙烯氣匯入后對碳二系統的影響，應用Aspen Plus 7.2流程模擬軟件，對碳二系統進行流程模擬。

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料，進入混合器模塊，進料條件如表1所示。

計算時，固定裂解氣的條件，改變富乙烯氣的進料量來進行模擬。兩個精餾塔均使用嚴格精餾法(RadFrac模塊)進行計算。T-401塔為氣液相兩股進料，且兩股進料組成十分接近，因此為方便計算，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計值進行規定，其中一股出料進入換熱器，將出口條件規定為塔液相進料的溫度為30 ℃，絕對壓力為3.3 MPa。脫乙炔反應器的模擬計算牽涉到專利保護，數據不全，故使用組分分離模塊替代，默認脫除全部的乙炔，對精餾部分的模擬基本不產生影響。

乙烯精餾塔的模擬計算結果與實際生產運行結果仍有偏差，但相似度較高，可供參考。同時，反應器和乙烯精餾塔中間還設有其他單元，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定為乙烯塔進口條件，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(代碳二加氫反應器);6-冷卻器;7-乙烯精餾塔

表1 進料情況輸入數據

2.2 脫乙烷塔模擬計算

首先計算脫乙烷塔T-401在不同富乙烯氣進料量條件下的運行參數及溫度分布。塔頂抽出量使用設計值進行計算。根據用塔的設計值，以塔頂產品中的碳三組分體積分數小于0.2%為目標，塔頂抽出量為變量，計算該塔的最佳塔頂抽出量、回流量以及靈敏板溫度等參數在不同的富乙烯氣進料量條件下的變化情況，結果如表2所示。

由以上模擬結果可知：由于富乙烯氣的組成比裂解氣要輕，其關鍵組分濃度增加，因此隨著富乙烯氣所占的比重逐漸增大，回流比也需要相應增大，但是變化幅度不大，在實際操作中可以選擇較大的回流比(0.743 1)作為控制值，對整個塔的運行情況影響不大。在不同的富乙烯氣負荷下，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。

在實際運行過程中，不能夠僅按照原靈敏板的控制指標去進行操作，否則可能造成產品質量不合格，需要參照在線分析儀的數據去進行調整。

表2 T-401計算結果

2.3 乙烯精餾塔模擬計算

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

表3 T-402計算結果

由計算結果可知：隨著富乙烯氣量的不斷增加，T-402的回流比也相應增加，最高達到2.819 9，因此實際操作中為保證產品合格，應選取此數值作為控制的參數。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料后的控制指標。但根據T-402塔的分析結果，其靈敏板位置可以選取第105塊塔板上下的位置。實際操作中，可以根據塔頂和塔釜的在線分析數據來進行適時調整。

3 實際操作參數的選擇

實際操作中，由于不能頻繁的改變操作參數，為保證產品質量，選取幾個工況下的最大回流比進行操作，塔頂采出量仍然采用規定產品純度的方法不變，用原模型進行模擬計算，結果如表4所示。

表4 T-401、T-402實際操作工況

表5 T-401、T-402實際操作工況與最佳工況對比

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

4 改造后裝置運行情況及存在問題

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%。按照當期價格，兩年產生的效益均超過5 000萬元，取得了良好的經濟效益。但在接收這股富乙烯氣時，遇到了幾個較為突出的問題。

(1)由于富乙烯氣輸送管線較長，雖然煉油裝置界區處輸出溫度達40 ℃，但是乙烯裝置實際接受溫度卻為室溫，而設計時考慮不占用裂解氣壓縮機負荷，因此加壓到4.0 MPa后輸送到裂解氣干燥器上游，冬季使用過程中發現，富乙烯氣管線發生凍堵。經確認，乙烯和乙烷在壓力為4.0 MPa，溫度低于15 ℃時，會形成水合物，導致管道堵塞。這種現象在夏季氣溫較高時不會出現，可考慮增加換熱器，先行加熱，再進干燥器。

(2)實際接收到的富乙烯氣組成與設計不符，其中碳四物質的量分數由設計值的1%上升到了15%，實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，對氣相干燥器的運行帶來風險。該問題在增加換熱器后，同時得到解決。

(3)該股富乙烯氣中水含量較高，設計利用原氣相干燥器脫水，經計算，原設計切換周期為36 h的干燥器，目前在30 h內必須完成切換。

(4)由于該乙烯裝置為改擴建后的裝置，其脫乙炔反應器空速已接近上限，加入富乙烯氣后，裂解爐只能降低負荷，而富乙烯氣中相對較高的乙烷含量，使得裝置的乙烯產能受到限制。實際操作時，可調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入裂解氣壓縮機五段出口，因此沒有經過乙烯裝置的堿洗塔，而碳二回收裝置由于其酸性氣體較多，操作發生波動時會發生CO2穿透現象，少量的CO2進入乙烯裝置后再冷箱、脫甲烷塔等位置逐漸累積，并引發多次換熱器堵塞的事故。

5 結語

富乙烯氣直接進入乙烯裝置分離系統處理的方法，對乙烯裝置原料結構優化有著重要的意義。富乙烯氣中物質的量分數高達35%的乙烯無須經過裂解，直接通過精餾即可獲得產品；物質的量分數為35%～40%的乙烷可作為優質裂解原料返回裂解爐，對乙烯裝置提高雙烯收率和節能降耗都產生了重要影響。

目前，脫乙烷塔和乙烯精餾塔仍然使用原有控制方案，兩個塔的操作還存在優化的空間。如能夠將Aspen軟件模擬計算結果直接應用到控制系統中，可進一步減少冷量消耗，降低冷媒壓縮機負荷，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年畢業于華中科技大學工商管理專業，工程師，現從事乙烯生產管理工作。

1674-1099 (2015)02-0030-04

TQ221.21+1

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