加氫裂化裝置產(chǎn)品液化氣再加工探討

李 立，曹宏武，楊 磊

(洛陽(yáng)宏興新能化工有限公司，河南 洛陽(yáng) 471012)

加氫裂化裝置具有精制、裂化和異構(gòu)化的反應(yīng)特點(diǎn)，后置汽提、脫硫單元。產(chǎn)品中不飽和烴少，異構(gòu)烷烴多且少硫。根據(jù)加氫裂化裝置工藝特點(diǎn)，產(chǎn)品液化氣僅含C3、C4烷烴，如果將脫乙烷塔改造，建立脫丙烷塔結(jié)構(gòu),并延伸工藝流程，利用產(chǎn)品航煤、柴油多余熱量作為熱源，新增脫異丁烷塔精餾結(jié)構(gòu)，深加工出高附加值產(chǎn)品異丁烷，既能避開(kāi)液化氣市場(chǎng)，又能將裝置能耗最大化的利用。較高純度的異丁烷可作為碳?xì)漕愔评鋭┑囊环N，主要應(yīng)用于冰柜、冰箱、冰庫(kù)等制冷設(shè)備。

目前，異丁烷大量用于HDPE高密度聚乙烯裝置，用作溶劑稀釋劑，而正丁烷可用于順酐裝置原料、脫瀝青劑等。對(duì)于獨(dú)立的加氫裂化裝置，化工用料異丁烷、正丁烷的產(chǎn)出使得主產(chǎn)油類產(chǎn)品的加裂裝置在跌宕起伏的油品市場(chǎng)中謀求化工市場(chǎng)的相對(duì)穩(wěn)定效益。對(duì)于煉油化工一體化裝置，上游加氫裂化裝置如能產(chǎn)出化工下游所需化工用料，將節(jié)省大量采購(gòu)成本。因此，考慮對(duì)反應(yīng)后系統(tǒng)進(jìn)行部分結(jié)構(gòu)改造及工藝優(yōu)化，以分離出原產(chǎn)品液化氣中的異丁烷組分。

1 原有流程

直餾蠟油在臨氫反應(yīng)系統(tǒng)一定壓力溫度下通過(guò)精制反應(yīng)器床層，流出物精制蠟油再經(jīng)裂化反應(yīng)器裂化床層，發(fā)生裂化和異構(gòu)化反應(yīng)，反應(yīng)生成的液化氣組分經(jīng)過(guò)裂化反應(yīng)器后精制床層，烯烴類加氫飽和。具體流程如圖1所示。

反應(yīng)器流出物料經(jīng)高低分、分餾、吸收穩(wěn)定、脫硫單元出干氣、液化氣、輕重石腦油、航煤、柴油等產(chǎn)品。其中，分餾部分的主汽提塔頂液和吸收穩(wěn)定部分的富吸收油去脫丁烷塔進(jìn)料，脫丁烷塔頂液化氣作為脫乙烷塔進(jìn)料，脫乙烷塔頂回流罐氣相去輕烴吸收塔，塔頂液全回流，塔底出C3、C4液化氣去脫硫塔脫硫，再經(jīng)脫水罐脫水后去成品罐。

圖1 液化氣原流程圖

2 液化氣工藝改造

依據(jù)加氫裂化的反應(yīng)機(jī)理，產(chǎn)品液化氣幾乎不含烯烴，異構(gòu)烷烴多于正構(gòu)烷烴，有利于異丁烷的產(chǎn)出。液化氣組成如表1所示。

表1 加氫裂化裝置液化氣組成

由液化氣組成：要想分離出異丁烷，首先需要將C3及C3以下組分與C4及C4以上組分分離，其次，將異丁烷與正丁烷、少部分C5以上組分分離。依靠原有流程及設(shè)備，可改造脫乙烷塔為脫丙烷塔，另在脫丙烷塔底后路加設(shè)脫異丁烷塔精餾流程及相關(guān)設(shè)備以滿足高純度異丁烷產(chǎn)出。

2.1 脫乙烷塔改造

常壓下，乙烷、丙烷、異丁烷、正丁烷沸點(diǎn)分別為-88.6、-42.09、-11.73、-0.5 ℃，丙烷和異丁烷的沸點(diǎn)差低于乙烷和丙烷的沸點(diǎn)差，因此，相比原脫乙烷塔內(nèi)C2與C3的分離，C3與C4的分離要求更高。即以原脫乙烷塔頂出C3及以下組分為目標(biāo)，就要增加原脫乙烷塔的理論塔板數(shù)。

在原有的脫乙烷塔分餾結(jié)構(gòu)基礎(chǔ)上，以最大程度減少設(shè)備投入為原則，并排建塔及增設(shè)流程管線。脫乙烷塔頂新增管線與新建塔底相連，構(gòu)成串聯(lián)結(jié)構(gòu)，雙塔構(gòu)成整體脫丙烷塔(見(jiàn)圖2)。設(shè)Ⅰ號(hào)塔為原脫乙烷塔，Ⅱ號(hào)塔為新建塔，要求新建塔內(nèi)塔板數(shù)X+脫乙烷塔板數(shù)(30個(gè))滿足塔內(nèi)C3、C4完全分離。根據(jù)計(jì)算，得出整體脫丙烷塔理論塔板數(shù)，從而得出實(shí)際塔板數(shù)約70個(gè)，X約40個(gè)。

圖2 脫丙烷塔結(jié)構(gòu)改造模型

具體改造：由于提餾段、精餾段整體上移，因此，塔原進(jìn)料口需上移，增設(shè)新的進(jìn)料管線，新增閥組1隔斷Ⅱ號(hào)塔頂管線物料去Ⅰ號(hào)塔，流向原脫乙烷塔頂水冷器、回流罐、回流泵建立脫丙烷塔頂回流及粗丙烷出料。Ⅱ號(hào)塔中內(nèi)回流到塔底，由于沒(méi)有動(dòng)力回到Ⅰ號(hào)塔，需設(shè)塔底泵。新增4號(hào)調(diào)節(jié)閥控塔頂溫，5號(hào)調(diào)節(jié)閥控回流罐液位，保留2號(hào)調(diào)節(jié)閥控塔壓，3號(hào)調(diào)節(jié)閥配合Ⅱ號(hào)塔底泵控Ⅱ號(hào)塔液位，新增6號(hào)閥組用于隔斷。按此模型可滿足脫丙烷塔操作流程，而當(dāng)生產(chǎn)模式需按脫乙烷塔使用時(shí)，仍可關(guān)閉與Ⅱ號(hào)塔相連管線閥門，投用1和6閥組以完成功能切換。

2.2 設(shè)備費(fèi)用及能耗

相比于在脫乙烷塔后設(shè)脫丙烷塔精餾結(jié)構(gòu)，脫丙烷塔結(jié)構(gòu)模型的構(gòu)想節(jié)省了塔頂冷卻器、回流罐、回流泵、塔底重沸器及部分塔板的設(shè)備費(fèi)用，僅增加了Ⅱ號(hào)塔底泵的設(shè)備投入，充分利用原脫乙烷塔結(jié)構(gòu)設(shè)備且保留脫乙烷塔功能。能耗方面，塔底物料與產(chǎn)品航煤在重沸器換熱，充分取出多余熱量，不發(fā)生能耗，但重沸器熱負(fù)荷需增加，可降低原脫乙烷塔操作塔壓來(lái)減輕塔底部分熱負(fù)荷，而由于塔頂加重了組分，水冷器負(fù)荷加大，因此，除了水冷消耗，僅增加了Ⅱ號(hào)塔底泵電能消耗。

2.3 改造后的脫丙烷塔，丙烷產(chǎn)品硫含量超標(biāo)

脫丙烷塔成型后，由于塔頂要出粗丙烷產(chǎn)品，考慮到要對(duì)產(chǎn)品中硫含量指標(biāo)控制，可將原液化氣脫硫塔流程提前到脫丙烷模型前，即液化氣先脫硫，再脫丙烷。

脫硫塔為填料塔，貧液作吸收劑脫硫，吸收塔在操作時(shí)不設(shè)溫度控制點(diǎn)，因此要控制好進(jìn)塔物料溫度，達(dá)到有利于吸收脫硫的低溫環(huán)境。按原流程，脫丁烷塔頂液化氣經(jīng)塔頂冷卻器冷卻到40 ℃，由泵打出進(jìn)脫乙烷塔，與原設(shè)計(jì)進(jìn)脫硫塔溫度相同，可直接新增管線進(jìn)脫硫塔，脫硫脫水后的液化氣后路再加設(shè)管線改回脫丙烷塔模型。這樣既解決了丙烷脫硫的問(wèn)題，又減輕了脫丙烷塔的部分負(fù)荷。需要注意的是，脫硫塔生產(chǎn)中，脫硫量會(huì)有所增加，因此，貧液注入量需增加，可根據(jù)檢測(cè)脫硫后的液化氣硫含量來(lái)調(diào)整貧液量。

3 新建脫異丁烷塔及能源優(yōu)化

脫丙烷塔底物料含異丁烷、正丁烷及少量C5以上組分，需要在流程后邊，建立脫異丁烷塔精餾結(jié)構(gòu)完成異丁烷分離提純。由于異丁烷和正丁烷沸點(diǎn)相差僅10 ℃左右，理論塔板計(jì)算數(shù)值大，除了在塔操作中加大回流比，塔板數(shù)還要求足夠多。以流程模擬軟件PRO/Ⅱ模擬數(shù)據(jù)為例，異丁烷50.175%、正丁烷47.257%，其余少量C5以上含量的進(jìn)料組成，要達(dá)到塔頂異丁烷99.9%以上純度，塔板數(shù)為150個(gè)，回流比在7.43，塔壓0.5 MPa，頂溫43.6 ℃，底溫82.7 ℃。由于脫異丁烷塔塔板數(shù)多，高度較高，為保證塔底熱源蒸出氣相，有足夠動(dòng)力到塔頂，就要保證足夠的重沸器負(fù)荷。

3.1 去脫異丁烷塔的物料保持脫丙烷塔底溫度

脫硫塔流程的提前，不僅解決了脫丙烷塔頂丙烷產(chǎn)品的脫硫問(wèn)題，也使得脫丙烷塔底物料可以不必按原流程走水冷器降溫處理(見(jiàn)圖1)，走水冷器跨線(可增加溫控調(diào)節(jié)閥)進(jìn)脫異丁烷塔，降低操作塔底重沸器負(fù)荷。

3.2 設(shè)立塔底雙重沸器，串聯(lián)結(jié)構(gòu)

加氫裂化裝置產(chǎn)品航煤、柴油可作為雙熱源改入雙重沸器管程，充分利用裝置產(chǎn)生的多余熱量，既不影響裝置能耗，也達(dá)到了產(chǎn)品出裝置的降溫效果，為精餾塔操作提供了足夠的熱量。為合理地利用雙熱源，可設(shè)重沸器管程熱旁路，用調(diào)節(jié)閥控制。

航煤原流程：航煤塔底航煤→脫乙烷塔底重沸器→原料預(yù)熱換熱器→空冷→出裝置。

柴油原流程：柴油塔底柴油→石腦油分餾塔地重沸器→原料預(yù)熱換熱器→空冷→出裝置。

由于原料預(yù)熱后路有反應(yīng)加熱爐補(bǔ)充熱量，因此選擇原料預(yù)熱換熱器前，改雙熱源流程到脫異丁烷塔底重沸器作熱源，多利用的熱量可減少后路4臺(tái)空冷的負(fù)荷，有效地降低裝置的能耗。

4 操作要點(diǎn)

原工況下，輕烴吸收塔上部進(jìn)料為吸收劑重石腦油，塔內(nèi)自上而下流動(dòng)，塔下部為自下而上三路氣相(主汽提塔頂氣、脫丁烷塔頂氣、脫乙烷塔頂氣)進(jìn)料。操作壓力0.7 MPa，進(jìn)料溫度40 ℃，中段回流溫度40 ℃，吸收劑量20 t/h，三路氣量3.561 t/h，塔頂可出干氣0.597 t/h，即20 t吸收劑可吸收2.964 t烴類?；?yàn)分析得：脫硫后干氣中C3及以上組分含量0.09%。脫丙烷塔結(jié)構(gòu)的構(gòu)成，使得回流罐頂去輕烴吸收塔丙烷組分含量增加，如果吸收塔內(nèi)吸收不充分：①造成能源損失，不經(jīng)濟(jì)；②可能會(huì)造成干氣組分變重，引起帶液導(dǎo)致燃燒不充分；③有可能造成后路干氣脫硫塔富液帶烴嚴(yán)重，導(dǎo)致硫黃單元操作波動(dòng)。一般要求干氣中C3及以上含量<3%。為防止丙烷的增多使干氣不達(dá)標(biāo)，加大吸收劑重石腦油量。由于吸收是個(gè)放熱過(guò)程，因此吸收量增大造成放熱增多，升溫不利于吸收，可加大塔中段抽出量與水冷器換熱取出塔內(nèi)增多的放熱熱量，如果降溫效果不好，還可以降低進(jìn)料溫度。三路氣相進(jìn)料為各塔頂氣，溫度的改變會(huì)影響各塔回流溫度，因此，降低吸收劑重石腦油進(jìn)料溫度，換熱流程上經(jīng)脫丁烷塔進(jìn)料換熱器，變頻空冷，水冷器，考慮到換熱器管殼程溫度相互影響關(guān)系，選擇用變頻空冷來(lái)降溫。另外適當(dāng)?shù)靥岣咚阂怖谒?nèi)吸收，可通過(guò)關(guān)小塔頂壓控調(diào)節(jié)閥來(lái)實(shí)現(xiàn)塔壓的升高。

加裂裝置適宜的轉(zhuǎn)化率一般在60%～70%，以達(dá)到較高的液體產(chǎn)品收率，氣體產(chǎn)品產(chǎn)量較少，干氣和液化氣收率一般在3%～4%，也就是說(shuō)100 t/h的處理量生產(chǎn)的液化氣不到3 t/h。經(jīng)下游重整單元烯烴反應(yīng)器來(lái)液化氣(含部分C5以上)組成與輕烴吸收塔底富吸收油類似(富吸收油餾分重些)，可并入輕烴吸收塔底作為脫丁烷塔進(jìn)料，加大異丁烷收率。由于進(jìn)料發(fā)生變化，脫丁烷塔、脫丙烷塔需重新調(diào)整，建立新的物料平衡。按照原工藝，脫硫脫水后液化氣產(chǎn)量2.829 t/h，異丁烷含量48.15%，異丁烷產(chǎn)量在1.36 t/h。增加重整液化氣進(jìn)料后，異丁烷產(chǎn)量能提到3 t/h左右，預(yù)計(jì)年產(chǎn)2.6萬(wàn)t，而目前高純度異丁烷廠家最大年產(chǎn)量為1.3萬(wàn)t。

5 結(jié)論

加氫裂化裝置產(chǎn)品液化氣的組成特點(diǎn)適合精餾再加工出高附加值產(chǎn)品異丁烷。相比于增加脫丙烷塔流程及相關(guān)設(shè)備，將脫乙烷塔改造為脫丙烷塔結(jié)構(gòu)模型，設(shè)備費(fèi)用投入極大地減少，且增加粗丙烷產(chǎn)品。脫異丁烷塔結(jié)構(gòu)的設(shè)想，合理地利用了加氫裂化裝置產(chǎn)出熱量，提供了塔所需的足夠熱源，且未增加能耗。異丁烷、正丁烷市場(chǎng)效益優(yōu)于液化氣燃料。工藝改造后，對(duì)輕烴吸收塔調(diào)整以減輕對(duì)干氣影響；增加類似液化氣組分進(jìn)料以加大異丁烷產(chǎn)量。

對(duì)于加氫裂化裝置產(chǎn)出的液化氣，如果不能進(jìn)一步加工為高附加值產(chǎn)品，不僅是對(duì)裝置整體能耗的浪費(fèi)，而且損失了高價(jià)值產(chǎn)品帶來(lái)的經(jīng)濟(jì)效益。面對(duì)目前全國(guó)煉油化工一體化趨勢(shì)化及規(guī)模化，化工板塊的興起促進(jìn)了對(duì)化工裝置用料的需求，而挖掘上游煉油裝置副產(chǎn)產(chǎn)品中的原料成分是主要途徑之一。