MTO裝置烯烴分離工藝優(yōu)化

柳楊華

（武漢金中石化工程有限公司，湖北 武漢 430223）

MTO裝置烯烴分離工藝優(yōu)化

柳楊華

（武漢金中石化工程有限公司，湖北 武漢 430223）

通過對裝置烯烴分離工藝的研究，結(jié)合工程設(shè)計經(jīng)驗和工廠運行的反饋情況及工藝計算軟件進行全流程模擬的結(jié)果，對甲醇制烯烴 （MTO）烯烴分離流程進行了優(yōu)化；整合烯烴分離單元和裂解單元重復(fù)設(shè)置的脫丙烷系統(tǒng)、用副產(chǎn)尾氣制氫取代甲醇制氫、取消脫甲烷塔中冷循環(huán)泵、取消備用乙炔加氫反應(yīng)器、取消綠油系統(tǒng)等。通過優(yōu)化措施，可節(jié)省建設(shè)投資8.3×106元；減少運行成本1.112×107元/a（蒸汽按132 元/t、循環(huán)水0.2 元/t、脫鹽水7.6 元/t、電0.4 元/（kW·h）取費）；降低加工能耗11.454 GJ/h，折合標(biāo)準(zhǔn)油22 kt /a；減少裝置總占地320 m2。并能確保裝置安全、平穩(wěn)運行，保持較高的烯烴收率。

甲醇制烯烴；烯烴分離；工藝優(yōu)化

甲醇制烯烴技術(shù)（MTO）的發(fā)展改變了以往乙烯和丙烯的來源主要依靠石油烴類蒸汽裂解的格局［1］，開辟了一條制取低碳烯烴的新途徑，減緩了我國過分依賴石油的情況，同時提供了一種由煤、天然氣生產(chǎn)高附加值產(chǎn)品乙烯、丙烯的途徑［2-3］。截止到2015年7月，我國MTO建成投產(chǎn)4.99 Mt/a，甲醇制丙烯（MTP）建成投產(chǎn)1.46 Mt/a［4］，預(yù)計到2018年MTO的產(chǎn)能有望達到23.65 Mt/a［5］。

MTO裝置主要由反應(yīng)單元、裂解單元（OCP）/歧化單元（OCT）、烯烴分離單元等部分組成［6］。MTO裝置的油吸收脫甲烷技術(shù)不同于烴類蒸汽裂解制烯烴裝置廣泛采用的深冷甲烷分離技術(shù)，油吸收技術(shù)采用中低溫操作，需要的設(shè)備投資和生產(chǎn)成本相對較低［7-9］，典型的MTO烯烴分離技術(shù)提供商有 CBI Lummus公司、Wison公司和中國石化洛陽工程公司（LPEC）等［10］，這些技術(shù)都是基于前脫丙烷或前脫乙烷+中冷油吸收脫甲烷的技術(shù)路線［11］，其中，Wison公司的“預(yù)切割+油吸收”烯烴分離技術(shù)在國內(nèi)的8個MTO項目上已得到應(yīng)用［12］。

本工作從工程生產(chǎn)實際出發(fā)，采用烯烴分離流程，通過工藝研究和模擬計算，提出了5項優(yōu)化方案，取消了部分不合理流程及不必要配置，在確保裝置安全和產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)不受影響的前提下，能有效降低MTO裝置的建設(shè)投資和生產(chǎn)運行成本。為便于投資、運行費用的量化比較，以MTO+OCP技術(shù)，前脫丙烷+油吸收分離工藝為基礎(chǔ)進行優(yōu)化（相關(guān)工藝參數(shù)基于300 kt/a的MTO裝置）。

1 烯烴分離流程簡述

圖1為烯烴分離的流程。由圖1可知，來自反應(yīng)單元的混合氣、液態(tài)烴經(jīng)過凈化、干燥進入高低壓脫丙烷系統(tǒng)，高壓脫丙烷塔（簡稱高壓塔）分出H2、N2、C1、C2及部分C3等物料，送至脫甲烷塔（或預(yù)切割+油吸收塔）脫除其中的H2，N2，C1等輕組分，C2和C3送到脫乙烷塔進一步分離，其中C2經(jīng)乙炔加氫、精餾得到乙烯產(chǎn)品，C3經(jīng)精餾得到丙烯產(chǎn)品，副產(chǎn)丙烷作為吸收油返回脫甲烷塔。低壓脫丙烷塔（簡稱低壓塔）主要分離高壓塔底出來的C3及C4，C3送至分離單元，C4送至裂解單元增產(chǎn)雙烯。

圖1 烯烴分離的流程Fig.1 Olefn separation process.

2 烯烴分離裝置優(yōu)化內(nèi)容

2.1 整合脫丙烷系統(tǒng)

在MTO裝置中有2套脫丙烷系統(tǒng)，分別在烯烴分離單元和裂解單元。

烯烴分離單元：來自反應(yīng)單元的混合氣、液態(tài)烴首先進入烯烴分離單元的高低壓脫丙烷系統(tǒng)，其中高壓塔主要用來分離C2及以上組分，低壓塔分離C3與C4。C2及以上組分至脫甲烷塔，C3送至丙烯精餾塔進一步分離，C4送至裂解單元。

裂解單元：裂解氣壓縮機三段出來的裂解氣以及壓縮機二段分液罐出來的液相通過脫丙烷塔分離C3和C4，塔頂C3返回烯烴分離單元，塔底C4與烯烴分離低壓塔來的C4混合后進裂解單元。

從流程上看，裂解單元的脫丙烷塔屬于重復(fù)設(shè)置，究其原因主要是烯烴分離單元和裂解單元往往由不同的公司提供工藝包，沒有統(tǒng)籌考慮。通過流程模擬和工藝計算，只需改變部分設(shè)備規(guī)格即可實現(xiàn)脫丙烷系統(tǒng)的整合，既節(jié)能降耗、減少投資，又簡化了流程，便于生產(chǎn)管理。

取消裂解單元的脫丙烷塔系統(tǒng)，包括塔、塔頂冷凝器、回流罐、回流泵、塔底重沸器、塔底泵等。從裂解氣壓縮機三段來的氣相及裂解氣壓縮機二段分液罐出來的液相分別送至烯烴分離單元的高壓塔（先進高壓塔而不直接進低壓塔主要是考慮物流中含有約10.7%（x）的C2及以上輕組分，避免輕組分進入C3分離系統(tǒng)引起操作波動及產(chǎn)品不合格），這兩股物料經(jīng)高、低壓塔逐步分離。高壓塔頂氣相去脫甲烷塔，塔底液相進低壓塔，低壓塔頂C3送至丙烯精餾塔，塔底C4送至裂解單元。表1為脫丙烷系統(tǒng)優(yōu)化后物流數(shù)據(jù)。

表1 脫丙烷系統(tǒng)優(yōu)化后物流數(shù)據(jù)Table 1 Material stream data of depropanization unit after optimization

圖2為脫丙烷系統(tǒng)優(yōu)化后的工藝流程，圖中虛線內(nèi)容為裂解單元取消的脫丙烷系統(tǒng)。由于裂解單元進料C2及以上組分較少，對高壓脫丙烷系統(tǒng)影響較小，經(jīng)核算高壓塔及附屬的冷凝器、回流罐、回流泵規(guī)格不變；塔底重沸器變大、管道擴徑。低壓脫丙烷系統(tǒng)負荷增加，相關(guān)設(shè)備的變化見表2。

高低壓脫丙烷系統(tǒng)的工藝指標(biāo)控制：高壓塔頂產(chǎn)品w（C4）＜0.5%；低壓塔頂產(chǎn)品w（C4）＜0.04%、塔底產(chǎn)品w（C3）＜0.2%。烯烴產(chǎn)品滿足聚合級要求，回收率大于99.5%。

2.2 新增尾氣變 壓 吸 附 制 氫系統(tǒng)取代甲醇制氫

MTO裝置有2處用氫點，分別是烯烴分離單元的乙炔加氫反應(yīng)器（AHR）和裂解單元的二烯烴加氫反應(yīng)器（HSP），加氫階段的氫氣用量分別為1 kg/ h和40 kg/h，氫氣量雖然很小，但對一些周邊沒有依托的MTO裝置，只能自產(chǎn)氫氣，甲醇制氫路線自然成為不少項目的首選，甲醇經(jīng)裂解、轉(zhuǎn)化、 變壓 吸 附 （PSA ）制 氫提純、加壓得到氫氣，超小型制氫裝置在設(shè)計和操作上都存在不少問題，也增加了設(shè)備投資和運行費用。而在烯烴分離單元副產(chǎn)的尾氣中含有約40%（x）的氫氣，總氫量為71 kg/h，這部分氣體往往作為HSP原料加熱爐的燃料氣，多余部分火炬放空。若將尾氣部分或全部經(jīng)PSA制 氫（控制氫氣收率），加壓即可得到正常加氫需要的高純度氫氣，同時也不影響HSP原料加熱爐的燃料氣需求。流程示意圖見圖3。

圖2 脫丙烷系統(tǒng)優(yōu)化后的流程Fig.2 Depropanization process after the optimizayion.

表2 設(shè)備變化情況Table 2 Change of the equipments

圖3 尾氣PSA制氫流程示意圖Fig.3 Process of of-gas to hydrogen through PSA.

AHR還原階段和HSP反應(yīng)器再生階段還需用到低壓氫氣，AHR氫氣還原的最大氫氣用量約10 kg/h，該部分氫氣可以通過調(diào)節(jié)PAS的氫氣收率來制得。HSP反應(yīng)器氫氣再生的最大氫氣用量約85 kg/h，考慮反應(yīng)器的再生間隔較長且可以從生產(chǎn)中分離出來，所缺少的氫氣通過臨時外購少量高壓氫氣現(xiàn)場減壓即可，流程中預(yù)留相關(guān)接口。

2.3 取消脫甲烷塔中冷循環(huán)泵

為了加強吸收效果，一般在脫甲烷塔中部設(shè)有中冷器，現(xiàn)有流程基本都是通過機泵來強制循環(huán)吸收油，通過計算發(fā)現(xiàn)，只需將吸收油抽出口與返回口的距離提高1 m，同時改變中冷器的平面位置即可實現(xiàn)吸收油的自流，而不需要機泵增壓，可以取消2臺中冷循環(huán)泵。

2.4 取消備用乙炔加氫反應(yīng)器

從反應(yīng)單元來的物料含有一定量的乙炔，乙炔超標(biāo)會影響乙烯產(chǎn)品的質(zhì)量，無法滿足聚合裝置的要求，所以C2在進入乙烯精餾塔之前要進行脫炔，即采用催化選擇加氫的方法將乙炔轉(zhuǎn)化成乙烯。AHR催化劑的設(shè)計再生周期為6個月，一般流程設(shè)置2臺反應(yīng)器，一開一備，便于再生。而在實際生產(chǎn)操作中，AHR往往是間斷操作的，再生周期在1年左右，這是因為乙炔的生成量在連續(xù)生產(chǎn)中比較穩(wěn)定，可以不加氫，只有在開工初期或MTO反應(yīng)器的溫度超遲時乙炔的含量才會超標(biāo)，需要投用AHR?？紤]到溫度超遲有連鎖保護且持續(xù)的時間較短，即使少量乙炔超標(biāo)也不會影響到乙烯的整體品質(zhì)，AHR無需備用，可取消1臺反應(yīng)器。

2.5 取消綠油系統(tǒng)

AHR內(nèi)進行的是乙炔選擇性加氫，當(dāng)氫氣不足或反應(yīng)溫度過高時，催化劑的活性中心可能同時吸附幾個乙炔分子，發(fā)生聚合反應(yīng)，生成乙炔低聚物，即綠油。為了防止綠油在精餾塔類聚集，一般流程會從乙烯精餾塔的側(cè)線采出C2液相來吸收綠油，吸收油經(jīng)氣液分離，富油送至裂解單元，氣相干燥后送至精餾塔。如2.4節(jié)所述，乙炔生成量較少，AHR間斷使用，且氫氣相對乙炔始終過量，AHR設(shè)有3處多點溫度檢測和連鎖保護，生成綠油的機會很小，即使有其聚集量在一個生產(chǎn)周期內(nèi)也不會影響到塔的操作。所以在實際生產(chǎn)中綠油系統(tǒng)基本沒有投用，完全可以取消。

3 優(yōu)化前后設(shè)備、材料及消耗對比

3.1 設(shè)備變化情況

通過上述5項流程優(yōu)化，共取消工藝設(shè)備20臺（套），13臺設(shè)備改變規(guī)格，詳見表2。由表2可知，設(shè)備變化主要集中在脫丙烷系統(tǒng)的整合、裂解單元的脫丙烷塔及其附屬（冷凝器、回流罐、回流泵、重沸器、塔底泵等）的取消，烯烴分離單元低壓脫丙烷塔系統(tǒng)的設(shè)備規(guī)格相應(yīng)變大。

3.2 材料變化情況

表3為優(yōu)化后管材、電儀、構(gòu)架等材料的變化情況。由表3可知，隨著設(shè)備的變化，與之配套的輔助材料有所減少。

表3 材料變化情況Table 3 Other changes

3.3 消耗變化情況

表4為優(yōu)化后公用工程、輔料及催化劑消耗變化情況。由表4可知，急冷水、丙烯冷劑的用量增加主要是因為整合后低壓脫丙烷塔負荷變大，而裂解單元脫丙烷塔的重沸用低壓蒸汽和塔頂冷卻用循環(huán)水則隨脫丙烷系統(tǒng)的整合而取消了。甲醇制氫設(shè)施被尾氣PSA制氫取代后，脫鹽水、甲醇的消耗量減少。催化劑的變化源自取消的AHR和甲醇制氫。

表4 消耗變化情況Table 4 Changes of the consumption

4 經(jīng)濟效益

隨著技術(shù)的發(fā)展和工藝路線的不斷完善，MTO裝置的研究方向主要集中在催化劑的性能和烯烴分離工藝等方面，以提高烯烴收率的同時降低工程投資和綜合能耗［13-15］。烯烴分離單元通過幾項優(yōu)化，可節(jié)省建設(shè)投資8.3×106元，其中設(shè)備購置費3.15×106元，主要材料費2.82×106元，安裝費1.33×106元。因蒸汽、循環(huán)水、脫鹽水、甲醇、電用量減少，每年可節(jié)約公用工程、輔料、催化劑成本合計1.112×107元（計算時蒸汽按132元/t、循環(huán)水0.2 元/t、脫鹽水7.6 元/t、電0.4 元/（kW·h）取費）。根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)［16］的能量折算法進行計算，烯烴分離加工能耗可降低11.454 GJ/h，折合標(biāo)準(zhǔn)油22 kt/a。另外，由于部分設(shè)備、構(gòu)架的減少，裝置總占地可減少320 m2。

5 結(jié)論

1） 烯烴分離單元和裂解單元的脫丙烷系統(tǒng)屬于重復(fù)設(shè)置，可將裂解單元的脫丙烷系統(tǒng)整合到烯烴分離單元的高低壓脫丙烷系統(tǒng)。

2） 裝置副產(chǎn)的尾氣中含有一定量的氫氣，可通過PSA提取供AHR和HSP使用，取消甲醇制氫設(shè)施。

3） 通過改變脫甲烷塔中冷循環(huán)油進出口標(biāo)高及中冷器的平面布置，取消起強制循環(huán)作用的中冷油泵。

4） 根據(jù)實際操作情況，MTO反應(yīng)生成物料中乙炔含量能得到較好的控制，乙炔加氫反應(yīng)器較少投用，無需一開一備，可以取消其中一臺。乙炔低聚物基本檢測不到，綠油系統(tǒng)也可以取消。

5） 這些優(yōu)化方案已被應(yīng)用到兩個以上工程項目的設(shè)計中。該優(yōu)化工藝對設(shè)計新建裝置或改造原有裝置均適用。

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（編輯 楊天予）

日本電裝公司將確立由藻類提取生物燃料的實用技術(shù)

日經(jīng)技術(shù)在線（日），2015 - 08 - 19

日本電裝公司于2015年8月19日宣布，將在日本熊本縣天草市建設(shè)微細藻類的大規(guī)模培養(yǎng)實證設(shè)施，目標(biāo)是從藻類提取的生物燃料可以實用化，預(yù)計在2018年可以確立實用化的關(guān)鍵技術(shù)。新設(shè)施的占地面積為2萬m2，為該公司在日本建的最大規(guī)模的實證設(shè)施，公司計劃利用廢棄學(xué)校的土地和設(shè)施來建設(shè)，預(yù)定2016年4月實證設(shè)施可以投入運行。

電裝公司將培養(yǎng)生長在池塘和溫泉中的藻類“微細綠藻”。這種藻類的大小為5 μm左右，藻類體內(nèi)含有接近柴油的成分。其特點是生長速度快并且茁壯，容易栽培，能夠比樹木吸收更多的二氧化碳。電裝公司從2008年4月就開始致力于進行使用微細綠藻生產(chǎn)生物燃料的研究。此前，該公司已經(jīng)在生產(chǎn)電子控制式柴油燃料噴射裝置的善明生產(chǎn)廠建立了300 m2的設(shè)施，進行綠藻的栽培試驗。但該公司認為，要想提高生物燃料的生產(chǎn)效率，必須要確立大規(guī)模栽培的相關(guān)技術(shù)，因此決定建該新設(shè)施。

Optimization of olefin separation process in MTO installation

Liu Yanghua
（Wuhan Jinzhong Petrochemical Engineering Co. Ltd.，Wuhan Hubei 430223，China）

An olefin separation process in methanol to olefins(MTO) installation was optimized by means of process calculation software for the whole process simulation based on real operation conditions. The depropanization systems of the olefin separation unit and the cracking unit were integrated，off-gas instead of methanol was used to produce hydrogen，and the middle cooling circulating pump of the demethanizer，the spare acetylene hydrogenation reactor，the green oil system，etc. were canceled. By the implementation of these measures， the constructing investment may be saved by 8.3 million yuan，the running cost can be reduced by 11.12 million yuan/a(utility cost，steam：132 yuan/t，circulating water：0.2 yuan/t，desalinated water：7.6 yuan/t，electricity：0.4 yuan/(kW·h))，the energy consumption can be reduced by 11.454 GJ/h，equivalent to 22 kt/a standard oil，and the plant area can decrease by 320 m2.

methanol to olef n；olef n separation；process optimization

1000 - 8144（2016）01 - 0102 - 06

TQ 221.2

A

10.3969/j.issn.1000-8144.2016.01.018

2015 - 08 - 28；［修改稿日期］2015 - 10 - 07。

柳楊華（1982—），男，湖北省荊門市人，大學(xué)，工程師，電話 15927631965，電郵 liuliu_06@163.com。