變壓吸附脫碳提氫裝置技改與優化運行

＊王樂 王發有 陳理

（1.四川省達科特能源科技股份有限公司 四川 610091 2.新疆天業匯合新材料有限公司 新疆 832099）

1.前言

乙二醇（Ethylene Glycol，EG）作為一種重要基礎工業原料，廣泛應用于聚酯、樹脂、表面活性劑、炸藥、抗凍劑、化妝品、增塑劑等[1]。EG合成路線方法較多，我國煤炭資源豐富，在煤制EG技術領域處于較為領先的地位。工業上較為成熟且應用最多的工藝路線為草酸酯加氫合成法[2]，其所需的兩大基本原料為氫氣和一氧化碳。新疆天業匯合新材料有限公司的100萬噸/年合成氣制EG項目（一期工程60萬噸/年）也是采用該工藝路線。在生產過程中，為綜合利用資源降本增效，建有一套尾氣回收系統，對低溫甲醇洗單元的中壓閃蒸氣、深冷汽提塔的閃蒸氣以及EG馳放氣進行回收處理并制取33200Nm3/h氫氣產品，用作EG合成的原料。本文對該尾氣回收系統中的變壓吸附脫碳提氫裝置運行過程中出現的問題作了詳細分析，并介紹了相應的技改措施及技改后的優化運行效果。

2.尾氣回收系統工藝

尾氣回收系統工藝流程如圖1所示。該系統首先將低溫甲醇洗單元的中壓閃蒸氣和深冷汽提塔的閃蒸氣混合后進入低壓變換單元，將其中的CO在變換催化劑作用下與H2O（g）發生反應生成H2和CO2，然后變換氣進入變壓吸附（Pressure Swing Adsorption，PSA）脫碳單元（PSA-CO2），將CO2大部分脫除，再與EG馳放氣混合后進入變壓吸附提氫單元（PSA-H2），將除氫氣以外的雜質高效脫除，最終獲得純度為99.9vol%以上的氫氣產品，用作后續EG合成的原料。

圖1 尾氣回收系統工藝流程簡圖

3.變壓吸附脫碳提氫裝置及工藝流程概述

PSA-CO2裝置以變換氣為原料，將其中的CO2脫至2.5vol%以下，該單元裝置由1臺氣液分離器、12臺吸附塔和3臺真空泵等組成。PSA-CO2采用的12-2-7/V工藝，即12臺吸附塔，2塔同時進料，7次均壓，再生采用真空方式。每個吸附塔運行工藝步驟為：依次經歷吸附、7次均壓降壓、逆放、真空、7次均壓升壓和終升壓，實現各個吸附塔內吸附劑的吸附-再生循環交替過程，連續進料分離脫除變換氣中的CO2。

PSA-H2裝置以脫碳氣和EG馳放氣為原料，將其中的雜質組分N2、CH4、CO、CO2等脫除，提純獲得含量99.9vol%以上的氫氣產品，該單元裝置由1臺原料氣緩沖罐、8臺吸附塔、1臺產品氫氣緩沖罐、2臺順放氣緩沖罐、1臺逆放氣緩沖罐、1臺解吸氣緩沖罐組成。PSA-H2采用的8-2-3/P工藝，即8臺吸附塔，2塔同時進料，3次均壓，再生采用常壓沖洗方式。每個吸附塔運行工藝步驟為：依次經歷吸附、3次均壓降壓、順放、逆放、隔離、沖洗、3次均壓升壓和終升壓，實現各個吸附塔內吸附劑的吸附-再生循環交替過程，連續進料分離脫除氫氣中的雜質組分。產品氫氣質量指標要求為：H2含量≥99.9vol%，（CO+CO2）含量≤0.002vol%，H2O含量≤0.005vol%。

4.裝置運行問題分析及技改措施

(1)運行問題

2020年9月，變壓吸附脫碳提氫裝置進氣投運，經過現場工程技術人員的調試，裝置很快產出合格的氫氣產品。但隨著原料氣負荷的不斷增加，在保證氫氣產品純度的條件下，氫氣產量始終未能達到設計值。該裝置前期運行存在的主要問題如下：

①變換氣組成與設計值存在偏差

裝置實際運行時，經多次現場取樣分析，發現變換氣組成與設計值存在一定偏差，具體對照如表1所示。

表1 變換氣設計組成和實際運行時組成對照表

從表1可以看出，進入PSA-CO2裝置的變換氣在實際運行時與設計值存在一定的偏差，主要體現在：A.CO2含量降低了6.9%，較設計值下降幅度26.88%；B.CH4含量升高了1.17%，較設計值上升幅度29.32%；C.N2含量升高了1.27%，較設計值上升幅度44.56%。

②PSA-CO2裝置真空泵抽氣能力不足

在未達到設計原料氣負荷和滿足PSA-H2裝置產出氫氣純度要求的條件下，將PSA-CO2裝置的抽真空時間降至設計值時，抽真空結束時吸附塔內的壓力僅能達到-0.07MPa.G。隨著后續負荷的提升，真空泵會出現抽氣能力不足的問題，導致脫碳吸附劑的真空解吸性能不佳，從而使得脫碳裝置性能脫離設計值，進而影響到PSA-H2裝置的運行。

③PSA-H2裝置產氫量不足

PSA-H2裝置在運行時序為8-2-3/P和氫氣產品技術指標的條件下，處理能力不足，實際運行時原料氣負荷僅能達到75%左右，使得氫氣產量未能達到設計值，一定程度上影響后續EG合成單元負荷的提高。

(2)問題分析

針對變壓吸附脫碳提氫裝置運行時存在的上述3個方面問題，立即組織設計技術人員開展綜合技術問題分析，以迅速找到合理、優化的解決方案。

①變換氣組成偏差分析

實際運行時變換氣組成偏差對脫碳和提氫裝置的分離結果均會產生影響。變換氣中CO2含量減少、CH4含量增加造成PSA-CO2裝置的解吸氣中CO2含量低于設計值，相應的CH4和H2含量高于設計值。該運行工況不僅降低了整個裝置的氫氣總收率，而且還造成了PSA-CO2裝置解吸氣的熱值顯著增加，無法直接放空，同時造成不必要的資源浪費。另一方面，PSA-CO2裝置產生的脫碳氣組分也發生變化（表2），使得進入PSA-H2裝置的CO2和CH4量都大幅減少，設計配置用于吸附CO2和CH4的吸附劑幾乎沒有起到相應的作用。

表2 脫碳氣設計組成和實際運行時組成對照表

②PSA-CO2裝置真空泵抽氣能力分析

PSA-CO2裝置配置的真空泵為水環式，真空泵的抽氣能力與工作液介質水的溫度密切相關，水溫越高，受飽和蒸汽壓的限制，抽氣能力也越小。該裝置實際運行時水溫偏高，通過增強換熱降低水溫，可有效提高真空泵抽氣能力，對后續脫碳裝置負荷的提高沒有影響。

③PSA-H2裝置產氫量分析

PSA-H2裝置采用的8-2-3/P工藝，其中單塔的吸附時間為240s，沖洗時間為120s，一個吸附-再生循環周期時間為960s，即每小時循環3.75次，吸附時間是沖洗時間的一倍。在保證沖洗時間為120s的條件下，吸附時間偏長，由此導致吸附-再生循環周期時間相應過長，吸附劑利用率僅3.75次/h。在該運行工藝條件下，造成裝置產氫量達不到設計值。為此后續通過調整PSA運行工藝來提高裝置產氫能力。

(3)技改措施及效果

針對上述問題，基于變換氣實際組成與設計組成偏差無法調整且PSA-CO2裝置真空泵經優化運行后脫碳負荷已能達到設計值的情況，著重對PSA-H2裝置的變壓吸附運行工藝和配套設施進行技改。

①PSA-H2裝置運行工藝技改

利用PSA-H2裝置已配置的吸附劑，在整體投資最省、改動最小的技改原則下，將PSA制氫運行工藝由原來的單沖洗再生改為雙沖洗再生。經過均壓流速詳細核算，將原來的3次均壓改為2次均壓，即運行時序調整為8-2-2/P（表3），使吸附時間降為120s，為保證沖洗再生效果，使沖洗步驟時間仍為120s，總的吸附-再生循環周期時間縮減至480s，吸附劑利用率提高一倍，循環次數達到7.5次/h。通過運行時序的調整，尤其是吸附時間大幅縮短，使得裝置的處理能力大幅提高，相應的產氫能力已能超過設計值，氫氣收率達91.7%以上，技改措施達到了預期效果。

表3 技改后PSA-H2裝置8-2-2/P運行時序

②程控閥管線技改

PSA-H2裝置為滿足8-2-2/P運行時序和均壓流速限制的要求，對程控閥管線進行相應的改造，具體調整如表4所示。

表4 PSA-H2裝置程控閥管線技改

③PSA-H2裝置解吸氣回收技改

實際運行時，進入PSA-H2裝置的脫碳氣中氫氣含量達到92vol%左右，解吸氣中的氫氣含量高達80vol%左右，而原有設計是將解吸氣送去燃燒。為進一步提高裝置的氫氣綜合收率，新增一條管線將部分解吸氣返回變換氣壓縮機進行二次回收。具體改造措施為：在V-84005緩沖罐后，PV84003調節閥之間新增一條DN350管線及流量控制調節閥FV84001，經該調節閥控制送往變換氣前壓縮機的解吸氣量。以回收純氫氣3000Nm3/h為計算，解吸氣0.02MPa.G加壓至1.22MPa.G所需電耗為450kW，電費以0.5元/kWh計算，由此可得回收氫氣的單位運行成本為450×0.5/3000=0.075元/Nm3。根據煤炭價格和制氫規模的不同，工業煤制氫獲得的氫氣市場價格為0.5～1.0元/Nm3，與此相比通過技改回收的氫氣運行成本極低，以運行時間8000h/年計，可為企業每年新增近千萬元的直接經濟效益。

5.結語

合成氣制乙二醇項目尾氣回收系統中的變壓吸附脫碳提氫裝置的穩定高效運行是保障企業實現降本增效的重要環節。針對該裝置初期運行過程中出現的變換氣組成偏差、PSA-H2裝置產氫量不足等問題，經過問題分析及技術論證，通過重新設計調整PSA-H2裝置工藝運行時序、程控閥管線和解吸氣二次回收等技改，投運后的氫氣產量和綜合收率均優于原設計值，技改成果顯著。項目通過技改成功解決了下游乙二醇合成所需的氫氣供應問題，有力保障了乙二醇合成鏈的穩定高效運行，為企業創造了顯著的經濟效益和社會效益。