乙烯裝置裂解氣壓縮系統長周期運行存在的問題

朱俊樺，曾淼洋，邵杰鋒，張恒珍

（中國石化茂名分公司，廣東茂名 525000）

裂解氣壓縮機被稱為乙烯裝置的“心臟”[1-3]，其主要作用是將來自乙烯裂解急冷單元的裂解氣通過多段壓縮，將壓力提高到一定值后為深冷分離提供條件。1號裂解氣壓縮機采用水平剖分式結構，為三缸五段壓縮。裂解氣壓縮機是裝置能耗大戶，機組運行是否平穩與經濟，對裝置能耗影響比較大。隨著裝置長周期運行，裂解氣一段吸入壓力增大、壓縮機結垢、段間壓差增大、堿洗塔結垢堵塞、干燥器水分穿透導致深冷系統水堵等問題影響了裝置的長周期運行，制約了裝置的高負荷生產。

1 裂解氣壓縮系統

裂解氣壓縮系統主要包括裂解氣壓縮、酸性氣體脫除以及裂解氣干燥三部分。其目的是將急冷系統來的裂解氣經裂解氣壓縮機加壓，使沸點較高的烴組分在較低溫度下得以分離。同時，脫除裂解氣中的少量酸性氣體、相當數量的水分和重質烴。裂解氣壓縮工藝流程主要包括裂解氣逐段增壓、凈化、干燥、脫丙烷和碳二加氫系統，在壓縮機四段出口分別對裂解氣進行脫除酸性氣、水分、分離碳三及其以上組分和脫除乙炔。

2 裂解氣壓縮機一段吸入壓力升高

隨著裂解氣壓縮機長周期運行，一段吸入壓力緩慢升高，壓縮機內垢物不斷積累，葉輪表面的粗糙度隨之增加，氣體流通面積減小，從而使氣體在流過壓縮機時，流動損失能、漏氣損失能以及葉輪外表面轉動時與氣相摩擦產生的輪阻損失能等都相應增加，最終使得壓縮機多變效率下降，壓縮機出口溫度上升。通過對壓縮機各段N因子的監控，可以大致了解壓縮機各段的結垢情況[4]。

裂解氣壓縮系統一段吸入壓力設計值為30.01 kPa（裂解爐設計投料負荷為135 t/h），2016年檢修前壓力為60.01 kPa（裂解爐負荷為134.17 t/h）。在裂解爐投料負荷相近的情況下，隨著一段吸入壓力的升高，透平凝液量隨之增加而抽氣量相應減少，造成壓縮機運行能耗增加。此外，一段吸入壓力高還會導致烴的停留時間變長，裂解爐結焦速度變快，清焦周期縮短，裂解反應生成乙烯和丙烯選擇性差等問題。

2.1 一段吸入壓力升高原因分析

壓縮機內結垢、排出管線結焦、段間冷卻器結焦、壓縮機轉速過慢、投料負荷大、系統存在內漏都會造成一段吸入壓力過高。圖1是壓縮機2011—2017年一段吸入壓力與投料負荷隨時間的變化趨勢，由圖1可知投料負荷不是影響一段吸入壓力持續升高的主要原因。

圖1 一段吸入壓力與裂解爐負荷隨時間的變化趨勢

根據壓縮機N因子變化情況，以及2016年大修進行壓縮機本體和排出管線清焦后，一段吸入壓力由檢修前60.01 kPa（裂解爐負荷為 134.17 t/h）下降至47.29 kPa（裂解爐負荷為142.81 t/h），因此，一段吸入壓力升高是由于壓縮機長周期運行，壓縮機、排出管線和排出冷凝器結垢導致。

N因子數值越大，說明壓縮機能力越小，即壓縮機段內結垢程度越嚴重。N因子計算如式（1）：

式中：Ps，Pd分別為各段的吸入和排出絕對壓力；Ts，Td分別為各段的吸入和排出絕對溫度。

圖2為裂解氣壓縮機各段N因子自2011年以來變化趨勢。

由圖2可知，2011—2016年一段N因子變化不大；二段、三段有緩慢升高的趨勢，二段N因子由2011年的1.264 0增長至2016年的1.298 8，增幅為2.7%，三段N因子由2011年的1.264 2增長至2016年的1.289 5，增幅為2%；四段的N因子增速較快，由2011年1.339 1增長至2016年檢修前的1.597 4，增幅達到19.28%。

2016年裝置大修對壓縮機本體和排出管線進行清焦之后，二段、三段和四段N因子都有所下降，特別是四段N因子由檢修前1.597 4下降至1.308 0，下降非常明顯，說明四段結垢非常嚴重。

2.2 解決措施

裂解氣壓縮機注入洗油只能防止垢物聚積，不能阻止垢物產生。洗油以液滴形式分散于裂解氣中，形成一層油膜，防止垢物附著在壓縮機表面并利用相似相溶原理，使聚合物溶于洗油，通過段間冷卻罐排出，最終達到相對防垢的目的。為了徹底防止壓縮機結垢，在洗油中加注微量的阻聚劑，阻聚劑能阻止裂解氣中的不飽和雙烯烴聚合結垢，達到從根本上防止壓縮機結垢的目的。

2.2.1 壓縮機阻聚劑注入調整

裂解氣壓縮機于2007年9月開始使用阻聚劑，廠家推薦一、二段注入量為5 μg/g，三段注入量為6 μg/g、四段注入量為7 μ g/g，連續注入即可防止壓縮機結垢，折算單耗為0.069 kg/t乙烯。

由于在2011—2016年運行周期內出現四段N因子持續增長，壓縮機振動異常增高，對此不斷優化調整阻聚劑的注入量，由0.069 4 kg/t乙烯提高至0.150 3 kg/t乙烯（詳見表1），確保了壓縮機穩定運行。

表2為企業一和企業二使用阻聚劑LT-7情況，其單耗分別為0.163 6 kg/t乙烯和0.138 0 kg/t乙烯，阻聚劑注入量分別為茂名廠家推薦的0.069 kg/t乙烯的237%和200%。

表1 壓縮機阻聚劑用量情況

表2 不同企業使用L阻聚劑情況

由于裂解原料的輕質化，裂解汽油收率下降導致裂解氣壓縮機四段結垢嚴重，對比其他企業L阻聚劑使用情況，為了有效控制裂解氣壓縮機結構問題，確保裂解氣壓縮機高負荷穩定運行，將L阻聚劑注入量由0.069 kg/t乙烯調整至0.116 kg/t乙烯，具體加劑方案為一段注入量為6 μ g/g，二段注入量為8 μ g/g，三段注入量為8 μ g/g、四段注入量為12 μ g/g。

2.2.2 壓縮機分散劑的注入調整

2011—2016年，由于壓縮機內部已存在焦粉和微量垢物，并成為聚合物包裹的中心，加速了聚合結垢。為了盡快將這些雜物清理干凈，在運行周期內加入了少量分散型壓縮機阻聚劑，加強了助劑的分散清凈功能，并保留了助劑的抗氧阻聚功能。

分散劑注入濃度為5%～8%，注入分散劑量不易過急過大，以防止出現大焦垢脫落，引發葉輪不平衡，使機組振動加劇。通過使用分散劑，有效清除并抑制了垢物在壓縮機上的積累，確保了裂解氣壓縮機的長周期穩定運行。

2.2.3 壓縮機洗油注入調整

壓縮機洗油注入能有效防止垢物在壓縮機內聚集，注入量通常為裂解氣質量流量的2%～3%。2011年洗油注入總量約500 kg/h，隨著原料輕質化，洗油注入量滿足不了壓縮機的長周期運行，通過更新洗油注入泵提高注入能力，增加洗油注入點提高注入量等措施，目前洗油注入總量約為1 955 kg/h，裂解氣壓縮機四段注入量為400 kg/h，有效控制了壓縮機的N因子增長。

2.3 裂解氣壓縮機透平運行成本

表3為公司內部結算蒸汽的價格。壓縮機透平運行成本Y計算公式見式（2）。

式中：Y為運行成本，元/（h·t裂解爐負荷）；F1為超高壓蒸汽進汽量，t/h；F2為高壓蒸汽進汽量，t/h；ySHP、yHS、yCD為超高壓蒸汽、高壓蒸汽、凝液的價格，元/t；H為裂解爐單位負荷，h。

表3 不同等級蒸汽價格

表4為裂解氣壓縮機近幾年的運行成本。由表4可知，隨著壓縮機長周期運行，壓縮機葉輪、排出管線和段間冷卻器結垢日趨嚴重，運行成本呈增大趨勢。對比2016年檢修清焦前后，運行成本由檢修前72元/（h·t裂解爐負荷）下降至61元/（h·t裂解爐負荷），年經濟效益為840萬元。

3 段間冷卻器結垢

3.1 段間冷卻器阻力降變化情況

裂解氣壓縮機為五段壓縮，在一段、二段、三段和四段排出設置段間水冷卻器，以帶走裂解氣壓縮過程中的溫升，降低各段吸入溫度，降低壓縮機功耗。由于裂解氣中含有丁二烯、苯乙烯等不飽烴類物質，在壓縮過程中更易發生結焦和結垢，隨著長周期運行，冷卻器的結垢和結焦越趨嚴重，嚴重時甚至堵塞冷卻器導致壓縮機喘振[6]。

表5為各段換熱器2016年檢修時排出管線和換熱器進行清焦前后的壓差變化情況。由表5可以看出，一段、三段和四段換熱器壓差下降明顯，一段排出冷凝器由檢修前33 kPa下降至17 kPa，三段排出冷凝器由檢修前38 kPa下降至28 kPa，四段排出冷凝器由檢修前110 kPa下降至45 kPa。

表4 裂解氣壓縮機透平運行成本變化

表5 檢修前后段間壓差變化情況

圖3為2016年檢修時四段排出冷卻器芯，可見四段換熱器殼層工藝側堵塞嚴重。2011—2016年運行周期內，四段排出冷卻器最高壓降為280 kPa。

圖3 四段排出冷卻器芯

3.2 段間換熱器結垢原因及解決辦法

通過對換熱器垢物分析發現，聚合垢物含量在65%～80%，主要由聚苯乙烯和聚丁二烯組成。為了減緩冷卻器結垢速率，減小段間阻力降對壓縮機功率的影響，保證裂解氣壓縮機各段洗油和阻聚劑的注入量，控制聚合物的集聚和聚合速度。針對三段排出和四段排出冷卻器有備用換熱器，實時監控各段冷卻器壓差的變化情況，定期清焦。

4 排出管線結垢

4.1 排出管線結垢原因分析

近幾年，隨著裂解原料的輕質化，加氫料減少，壓縮機內部獲得芳烴洗油量減少導致裂解氣在壓縮升溫的條件下，裂解氣中不飽和烯烴等組分在多變壓縮過程中、壓縮機排出管線、段間換熱器內會積累大量聚合物，最終導致壓縮機段間壓力損失增大，壓縮機運行效率降低，嚴重時將導致機組被迫停工，嚴重制約壓縮機的長周期平穩運行[7]。

4.2 水刀切割清焦前后壓縮機運行情況

由于裂解氣壓縮機排出管線結焦組分主要是丁二烯、聚芳烴等聚合物，按照常規檢修清焦方法，須動火將排出管線分段切斷進行清焦處理，在動火處理過程中存在聚合物燃燒的風險。水刀切割技術是通過超高壓發生器將水加壓到300 MPa以上，通過一個專用的切割噴頭從極細的小孔中噴出，對管線進行切割加工的一種現代制造技術。水刀切割時不產生熱量和有害物質，管線切割后易于恢復，處理過程安全、環保、速度快、效率高[8]。

2016年裂解裝置大檢修時，應用水刀切割技術對裂解氣壓縮機一段、二段、三段和四段排出管線及壓縮機本體進行清焦。清焦過程發現各段排出管線不同程度的出現結焦，四段排出管線結焦尤為突出，管線最大結焦厚度達到管線直徑的30%左右，一段、二段和三段在2.0%～7.8%之間。

表6為裂解氣壓縮機排出管線清焦前后壓縮機各段的運行情況。由表6可見，通過壓縮機本體的通流部分和段間排出管線清焦后，段間壓力損失明顯下降，一段壓力損失由檢修前34.0 kPa下降至17.1 kPa，四段壓力損失由308.9 kPa下降至230.9 kPa，其中一段、三段、四段的壓力損失甚至低于設計值。壓縮機二段、三段、四段的多變效率均較檢修前有所上升，最明顯的是四段多變效率自檢修前50.7%上升到檢修后的83.1%，提升了32.4百分點，進一步驗證了壓縮機四段及四段排出管線結焦嚴重。壓縮機總運行功率由檢修前16 163 kW下降至14 684 kW，節能效果明顯。

表6 裂解氣壓縮機排出管線清焦前后運行情況

5 堿洗塔堵塞

堿洗塔自1996年運行至今，曾先后多次出現堵塞現象[9-12]。其中，2011—2016年運行周期內，從2014年4月份開始，堿洗塔強堿段、弱堿段堿樣出現異常，主要表現是強堿濃度偏低，一般在5.0%～7.5%之間，弱堿濃度偏高，多在3%～5%。2014年11月開始出現強堿段液位緩慢上漲的現象，強堿段堿液未能正常溢流至弱堿段，堿洗塔弱堿段開始出現堵塞。強堿段液位頻繁波動，隨之弱堿段液位，塔壓差也波動頻繁，弱堿段濃度偏高，強堿段濃度偏低，液泛嚴重時則水洗段pH值超標呈強堿性，嚴重影響裝置正常運行。

5.1 堿洗塔堵塞原因分析

2016年裂解裝置停車檢修，進塔檢查時發現，堿洗塔塔盤完整，沒有塔盤脫落現象，堿洗塔弱堿段第26/27/28塊塔盤上積累有大量聚合垢物，堵塞在塔盤固閥通道內，導致弱堿段氣相流通面積減少，弱堿段頂部液相無法正常溢流，進而導致強堿段液相無法通過降液管正常溢流到弱堿段，弱堿段液位降低，強堿段液位高，堿洗塔壓差高的堵塔現象[13]。圖4為檢修時堿洗塔內弱堿段第26塊塔盤正面和反面。

圖4 堿洗塔T-340第26塊塔盤

堿洗塔入口溫度只能通過壓縮機四段排出冷凝器控制，堿洗塔進料為裂解汽油的飽和餾分，堿洗塔入口溫度過低會導致烴類在堿洗塔內冷凝，重烴在堿洗塔聚合反應加劇；入口溫度過高則會使原本應該在段間冷卻器冷凝下來的雙烯烴和重烴進入到堿洗塔，在堿洗塔內冷凝集聚。

裂解氣壓縮機段間冷卻器應是最大限度的冷凝，分離出烴液重組分和水分，但由于堿洗塔靈敏板溫度控制在48.9℃，如果裂解氣進料溫度控制太低容易導致堿洗塔靈敏板溫度太低，所以不得不提高堿洗塔入口溫度。表7為在不同堿洗塔入口溫度下裂解氣的主要組成部分，由表7可以看出，堿洗塔入口溫度越高，更多的碳四及碳五的重組分進入堿洗塔，增大了堿洗塔內黃油生成量。

表7 堿洗塔在不同入口溫度下的裂解氣組成

5.2 解決措施

在堿洗塔運行過程中，通過注入黃油抑制劑、增加注沖洗油的頻率、投鍋爐給水沖洗波動方法，可以有效抑制黃油的生成，緩解塔盤堵塞問題。為從根本上解決黃油產量大導致塔盤堵塞的問題，在裂解氣在進入堿洗塔之前通過段間冷凝器充分冷凝雙烯烴及重組分，然后通過過熱器過熱5℃左右進入堿洗塔，避免重組分在堿洗塔內冷凝，從而減少堿洗塔黃油的生成量。改造流程如圖5所示。由于段間冷凝器的充分冷凝，可以減少雙烯烴和重烴進入后系統，在一定程度上降低了高壓脫丙烷塔、低壓脫丙烷塔和脫丁烷塔負荷。

圖5 改造后堿洗塔流程

6 干燥器水分穿透

6.1 干燥器水分穿透及應對措施

2015年12月開始深冷分離后系統乙烯精餾塔頻繁出現凍堵現象，具體表現塔壓差增大，塔釜液位波動等。由于裂解氣氣相和液相干燥器分子篩已運行5年，分子篩水吸附性能下降，干燥器出口含水量超標，出口物料帶水量增長迅速，以致水進入后系統。雖然碳二加氫輔助干燥器能起到保護作用，但是沒有備用床，在其切出再生時，使得水分進入后系統變得更加容易，水分逐漸在乙烯精餾塔內富集，最終導致乙烯精餾塔出現凍堵現象。

乙烯精餾塔發生凍堵時通過注入甲醇可以解決一時的凍堵問題，但是無法從根本上解決。在乙烯塔注入甲醇時，一方面給乙烯精餾塔操作帶來一定的問題；另一方面，甲醇隨塔釜乙烷進入乙烷裂解爐會對乙烷裂解爐造成不利的影響，氧化物進入乙烷爐加速爐管結焦，同時可能導致一氧化碳波動引起碳二加氫漏炔影響產品質量問題。通過調整氣相干燥器和液相干燥器的運行周期從48 h至36 h，優化干燥器升、降溫速度，升、降壓速度，規范切換和再生操作程序，后系統乙烯塔水凍堵問題得到根本解決。

6.2 干燥器水分穿透原因

隨著長周期運行，干燥器分子篩吸附性能下降，水分穿透，其原因主要為分子篩粉化造成[14-15]。分子篩的粉化造成分子篩晶體結構的破壞，降低了分子篩的脫水能力。分子篩在加熱、冷卻過程中，由于不斷地膨脹和收縮，分子篩間的磨損導致其不斷的粉化。運行過程中，由于閥門故障導致氣體壓力突然增大或降低時，干燥器內的分子篩也會產生破裂。分子篩在干燥器中使用幾個月后，會壓實且變得緊密，干燥器內留下的間隙給分子篩活動創造了空間，在一定程度上導致了分子篩粉化。干燥器再生時，如果重組分沒有在升溫前解吸，則經過加熱再生時可能會發生結焦現象，由于焦炭與分子篩的熱膨脹系數不同，也可使分子篩變成粉末狀。

分子篩粉化后導致床層活動空間加大，床層隨著交變的氣流做活塞運動，在降壓或增壓初期整個床層沖擊絲網，損壞干燥器部件。分子篩粉化導致床層分布不均勻，造成整個床層的壓差增加，導致局部偏流，造成干燥效果變差，原料氣含水量超標，導致低溫分離單元出現凍堵現象。分子篩粉塵隨再生氣進入冷卻器內，堵塞冷卻器管束，導致再生氣系統循環不暢，再生氣量減少，影響分子篩的脫水效果，造成惡性循環。分子篩粉末隨裂解氣進入裝置下游，會產生堵塞，使冷箱壓差增大。

7 結論

在裂解氣壓縮機長周期運行中，一段吸入壓力和N因子出現增長的趨勢，三段和四段換熱器由于結垢導致段間壓差上漲，壓縮機排出管線結焦導致的壓縮機段間壓降增大，壓縮機透平運行效率下降，運行成本不斷增加。通過不斷優化壓縮機的洗油和阻聚劑的注入量，做到預防結垢和在線除垢同時進行，有效預防N因子上升。根據壓差變化情況，定期切出清焦，確保了機組的穩定運行。通過注入黃油抑制劑，增加注沖洗油的頻率，投鍋爐給水沖洗波動等方法，有效抑制黃油的生成，緩解塔盤堵塞問題。通過調整干燥器運行周期、優化干燥器升、降溫速度，升、降壓速度，規范切換和再生操作程序，根本解決后系統乙烯塔水凍堵問題。