甲醇制丙烯(MTP)裝置增產乙烯工藝優化工業應用

梁吉寶 溫潤娟

（1 國家能源集團寧夏煤業公司烯烴一分公司，寧夏 銀川 750411 2 國家能源集團寧夏煤業公司煤炭工業技術研究院，寧夏 銀川 750411）

煤炭是大自然賜予人類集能量和有機原料于一體的化石能源，根據我國“缺油、少氣、煤炭相對豐富”的資源稟賦，在相當長的時期內，煤炭仍將是我國能源和有機化工原料的重要來源[1]。大力發展煤化工將在相當長的時期內依然是能源領域的主角。煤基烯烴工藝主要是以煤為原料，經煤氣化制取合成氣，經變換、凈化及合成得到中間產品甲醇，采用MTO∕MTP 技術，生產聚合級低碳烯烴[2，3]。國家能源集團寧夏煤業公司的MTP裝置采用的德國魯奇專利技術，將精甲醇經過二甲醚中間步驟，最終在MTP催化劑的作用下生成以丙烯為主的氣態烴混合物，同時，副產一定量的LPG、汽油以及少量的乙烯。裝置運行近10年，在工藝運行、催化反應機理、裝置綜合能耗及副產品的增值利用等方面經歷了大量的探索、優化工作[4]。目前，裝置已實現安穩長滿優的運行，但是在裝置開車時，依然存在C2分離系統處理能力不足、乙烯損失量大的問題。為了切實解決這一難題，本論文收集大量實際運行數據，及時跟蹤現場設備運行參數，分析比對產品各項質量指標，對C2分離塔底再沸器不能滿足生產需求進行重新評估分析以及將CO2洗滌塔內件的升級優化，有效的改善了CO2洗滌塔的處理負荷。

1 MTP裝置乙烯產出流程簡述

在MTP工藝中，C2物流主要從脫乙烷塔頂餾出經壓縮、冷卻換熱后再用急冷水加熱到25℃左右后進入CO2洗滌塔。在CO2洗滌系統脫除CO2和水蒸氣后送入C2 分離罐。其中，部分物料以C2 循環烴的形式返回MTP 反應器，剩余物料經過脫甲烷塔后作為C2 分離塔的進料，在C2 分離塔內精餾分離制取聚合級乙烯產品。

2 C2分離系統運行過程中存在的問題

MTP工藝主產聚合級丙烯，同時副產少量的聚合級乙烯產品。分析MTP 催化反應機理，最大限度的激發MTP 工藝的潛質，提升雙烯收率有效的途徑之一是減少乙烯的回煉，最大限度的增產乙烯。但在裝置運行過程中，存在著一些制約乙烯產品指標控制及產量損失的因素，現分析如下：

1）C2分離塔塔底再沸器采用內置式再沸器，所用熱源為+4℃丙烯。在正常工況下，受丙烯壓縮機出口壓力高的影響，C2分離塔底再沸器熱源提溫困難，造成C2分離塔底溫度難以滿足乙烯分離要求，大量乙烯產品從C2 分離塔塔底進入燃料氣管網，造成乙烯產品大量損失，產品收率嚴重下降。據統計開車初期C2塔底平均乙烯損失高達33.0%左右。

2）在CO2洗滌塔運行過程中，受處理負荷的影響，易造成后系統乙烯產品CO2超標的問題。為了確保外送乙烯產品合格，工藝上只能將近半數的脫乙烷塔頂物料經CO2洗滌塔副線以C2 循環烴循環回MTP 反應器，這樣的工藝調整不僅降低后系統C2分離塔的負荷，影響乙烯產量，同時還增加了裝置的能源消耗。

3)在MTP裝置乙烯外送罐區管線距離較長，管線保冷措施難以滿足管線冷量要求，乙烯產品進罐后溫度偏高，乙烯儲罐冰機負荷不足以維持罐壓穩定，在迫不得已的情況下工藝上只能通過放火炬維持罐壓，這無疑造成產品乙烯的損失。此現象在夏季高溫天氣尤為嚴重。

3 裝置增產乙烯工藝優化措施

3.1 C2分離塔塔底再沸器技術優化

C2 分離塔底再沸器的熱源采用丙烯壓縮機出口的液相丙烯。丙烯壓縮機出口冷凝器內漏，換熱效果不佳導致壓縮機出口壓力偏高，液相丙烯溫度高，在C2塔底再沸器所用丙烯溫度高，在換熱器內部形成一層氣化膜，大大影響了塔底物料的提溫，造成乙烯的損失。

C2塔的再沸器為板殼式換熱器，板側：介質丙烯，根據工藝設計丙烯入口溫度30℃，出口溫度10℃。殼程：工藝介質乙烯，入口溫度-9.8℃，出口溫度-9.3℃。當丙烯壓縮機出口壓力升高時，丙烯用戶的入口溫度隨之升高近10℃。在換熱器內，勢必造成工藝側乙烯壁面過熱度高，沸騰狀態區可能由核態沸騰區轉向膜態沸騰區，傳熱學里，核態沸騰區，氣泡彼此不干擾，對液體的擾動大，換熱效果強，而在穩定的膜態沸騰區，氣泡的產生和脫離速度達到平衡，在壁面上形成穩定的汽膜，從而減少了換熱量。C2塔的再沸器屬內置式再沸器，原始設計為換熱介質下進上出，易形成上部換熱板表面被下部傳熱板產生的蒸汽覆蓋，根據管內沸騰流動的形態分布分析，從換熱介質初始沸騰開始，依次經歷了泡狀流、塊狀流及環狀流等，當換熱丙烯從下部進入時，入口丙烯受壓縮機出口壓力影響，溫度偏高，初始沸騰有效距離會縮短，很快產生大量氣泡，后續較長的換熱區域處于蒸汽覆蓋，一定程度上影響了有效換熱。此外，在傳熱學上，介質溫差越大，流體的自然對流越強，形成的滯留帶影響越明顯，因此介質的進出口位置按熱流體上進下出，冷流體下進上出布置，以減少滯留帶的影響，提高傳熱效率。根據以上分析，將C2塔再沸器的換熱丙烯進出流向由原始設計的下進上出技改為上進下出，與工藝介質形成對流換熱，冷熱流體的換熱，會使介質密度的改變，由于密度差產生的升力有利于流體的流動，此外內置式的再沸器，技改介質流向操作，無需工藝配管，工程實施簡單，投資少。技改后可實現冷熱流體的對流傳熱，同時，丙烯介質上部入口溫度相對較高的區域處于管內沸騰的蒸汽覆蓋區域，壁面過熱度對換熱影響相對較低。技改熱流體流向的同時，將換熱丙烯返回至丙烯壓縮機二段分離罐及換熱丙烯進出管線上增設壓控閥，旨在增加壓差以達到滿足換熱丙烯流量的要求。

圖1 C2分離塔底再沸器改造

換熱器熱源丙烯由下進上出優化為上進下出后冷熱流體有效溫差增大，換熱負荷隨之增加，從而解決了C2分離塔提溫困難的瓶頸，塔底乙烯損失由33.0%降低至3.0%。

3.2 CO2洗滌塔內件升級優化

在CO2洗滌塔運行過程中，出現塔處理負荷超限。CO2洗滌塔設計處理負荷為30.81t∕h，但在實際運行過程中，該塔的平均處理負荷在17.0t∕h 左右，為保證外送乙烯合格，工藝上通常將過剩物料通過副線循環回反應器回煉。此現象在反應器運行末期尤為嚴重。為解決這一難題，工藝上從設備內構件出發，就如何有效的提升CO2洗滌塔的處理能力開展技術改造。分析工藝運行情況，當進料量超過30000 Nm3∕h時，塔內件升氣帽的壓降非常接近最大允許設計壓力降量2kPa。這是塔處理負荷的限控點。當升氣帽壓降超出此設計值時，集液槽內的液位會隨之升高，導致填料下級的氣相夾帶洗滌堿液，最終造成填料液泛。為解決此問題，經與專利商及塔制造廠家協調溝通討論，裝置上可通過增大CO2洗滌塔內升氣帽內徑來提升最大允許壓降。技術改造的內容主要是將CO2洗滌塔內的4個升氣帽內徑由原來4＂不銹鋼管技改為6＂，同時將升氣帽旁邊的溢流管高度降低100mm，這樣自由面積和升氣帽處理能力都相應地增大一倍，大大提高CO2洗滌塔的處理能力。改造后裝置冷區的處理負荷增大了4.0t∕h左右。

圖2 CO2洗滌塔內件改造前后塔處理負荷變化

3.3 乙烯儲罐壓力的控制及工藝參數的調整

針對乙烯儲罐壓力處于高限影響球罐安全運行問題，投用乙烯球罐冰機制冷也難以維持球罐壓力穩定。通過放火炬泄壓是最直接有效的處理方式，這勢必造成乙烯損失。針對球罐自身降溫措施，現場通過增設冷卻噴淋裝置，在夏季高溫天氣條件下，投用此系統，一定程度上緩解了乙烯儲罐高壓的難題。同時，根據MTP工藝設置的C2循環線，罐區通過技改儲罐氣相乙烯回煉線，將氣相乙烯返回MTP 反應器，盡可能的避免乙烯放火炬的損失。在工藝上，通過對脫甲烷塔靈敏板溫度進行調整，將靈敏板溫度下調1℃，可實現脫甲烷塔塔頂燃料氣攜帶乙烯由8%降至7%以下。

4 結語

探究MTP催化反應機理，MTP工藝運行的后發優勢是最大限度的增產雙烯。而在MTP裝置運行過程中存在C2產品損失的瓶頸。綜合分析產品損失的原因，梳理出因裝置處理負荷受限、C2分離塔再沸器換熱負荷不足、罐區乙烯放火炬損失等難題。針對問題提出合理有效的設備升級優化、工藝技改技措及運行參數調整等方案，有效的實現了裝置增產乙烯，為裝置的高收率、高效益提供了有力保障。