煉油廠大檢修后瓦斯中氫氣、液化氣組分的回收

楊峰 趙艷艷 朱自新 楊孟虎 賀黎明

1.中國石油化工股份有限公司洛陽分公司 2.洛陽市質(zhì)量計(jì)量檢測中心

瓦斯系統(tǒng)是煉化企業(yè)公用系統(tǒng)的一個(gè)重要組成部分，對全廠的平穩(wěn)運(yùn)行、熱量利用、安全環(huán)保有重要作用。某煉油廠大檢修后投產(chǎn)初期，瓦斯系統(tǒng)中H2、液化氣組分未充分回收，存在較大的資源浪費(fèi)。以下從整個(gè)煉油廠生產(chǎn)瓦斯、產(chǎn)氫裝置大檢修前后運(yùn)行情況出發(fā)，分析了瓦斯系統(tǒng)中H2、C3+液化氣變化，提出了PSA裝置原料氣流程優(yōu)化，制氫、常減壓、催化裂化、延遲焦化等裝置運(yùn)行優(yōu)化，實(shí)現(xiàn)瓦斯系統(tǒng)中H2、C3+液化氣資源的回收，取得了較好的經(jīng)濟(jì)效益。

1 概述

某煉油廠產(chǎn)氫裝置主要有：1#催化重整裝置、制氫PSA裝置、芳烴PSA裝置，不足部分由外購H2補(bǔ)充。1#催化重整裝置產(chǎn)氫量3×104～5×104m3/h，同時(shí)回收芳烴石油醚加氫單元尾氫、歧化單元尾氫。

兩套PSA裝置是從煉油廠自產(chǎn)的富H2氣體中提純回收H2，被認(rèn)為是大型煉油企業(yè)制氫的最為經(jīng)濟(jì)可行的方法[1]396-397，[2]。制氫PSA裝置原料氣為全廠加氫干氣，包括直柴加氫裝置、催柴加氫裝置、航煤加氫裝置、催化重整、蠟油加氫、芳烴異構(gòu)化等裝置加氫干氣，其中除了芳烴異構(gòu)化尾氫，其他加氫干氣經(jīng)過胺液脫硫塔處理后送至制氫PSA裝置；制氫PSA裝置加工能力約15 000 m3/h，產(chǎn)氫量為5 000～7 000 m3/h；芳烴PSA裝置加工催化干氣負(fù)荷約7 500 m3/h，產(chǎn)氫量2 000～3 000 m3/h。產(chǎn)氫裝置流程示意圖見圖1。

該煉油廠產(chǎn)生瓦斯氣的主要裝置有：1#催化裂化裝置、2#催化裂化裝置的催化干氣、延遲焦化裝置的焦化干氣、加氫裝置加氫干氣、氣柜回收的低壓瓦斯等。其中，加氫干氣在正常工況下，全部作為制氫PSA裝置原料氣，制氫PSA裝置回收H2組分后，部分制氫PSA解吸氣經(jīng)氣柜增壓機(jī)再送至延遲焦化裝置氣壓機(jī)入口，經(jīng)吸收穩(wěn)定回收C3+的重組分后，其余部分解吸氣并入低壓瓦斯系統(tǒng)。

同時(shí)，常減壓裝置、直柴加氫裝置、S Zorb裝置、制氫PSA裝置自產(chǎn)一部分富含輕烴組分(C3+液化氣組分)。正常情況下，常減壓裝置初餾塔塔頂輕烴經(jīng)過增壓機(jī)后送至1#催化裂化裝置氣壓機(jī)入口，通過吸收穩(wěn)定系統(tǒng)回收；直柴加氫裝置部分輕烴送至焦化裝置分餾系統(tǒng)回收，因該部分輕烴富含H2，富余部分送至制氫PSA裝置；S Zorb裝置穩(wěn)定塔塔頂氣送至2#催化裂化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)回收H2和重組分。

經(jīng)過大檢修改造后，該煉油廠開工后瓦斯系統(tǒng)的主要優(yōu)化目標(biāo)之一，是對瓦斯氣中H2、C3+的輕烴等高附加值的組分進(jìn)行充分回收[3]，降低瓦斯系統(tǒng)中H2和液化氣組分，減少優(yōu)質(zhì)資源的浪費(fèi)[4]。

2 問題及分析

1#催化裂化裝置于2019年大檢修時(shí)進(jìn)行了MIP改造，1#催化裂化裝置干氣中H2體積分?jǐn)?shù)由檢修前的29%升至42%，遠(yuǎn)高于2#催化裂化裝置干氣中的H2體積分?jǐn)?shù)33%；1#催化裂化裝置干氣在開工初期仍繼續(xù)并入高壓瓦斯系統(tǒng)，用作裝置加熱爐燃料氣，造成H2資源的浪費(fèi)。同時(shí)，氣柜低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量波動(dòng)較大，制氫PSA裝置解吸氣中H2含量波動(dòng)大。

大檢修繼續(xù)實(shí)施高低硫切換加工，低硫原油中輕組分含量高，常減壓裝置初餾塔向低壓瓦斯系統(tǒng)排放量較大。同時(shí)，焦化裝置、2#催化裂化裝置等開工初期受氣壓機(jī)負(fù)荷、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)負(fù)荷等限制[1]75，無法充分回收廠內(nèi)的幾股輕烴組分，高壓瓦斯系統(tǒng)、低壓瓦斯系統(tǒng)中C3+的液化氣組分含量高。

2.1 瓦斯中H2含量高

對比分析大檢修前后常減壓裝置燃料氣中H2含量，發(fā)現(xiàn)H2含量在大檢修后比大檢修前增加不少。同時(shí)，經(jīng)過大檢修后氣柜瓦斯中H2含量仍然較高，部分時(shí)間段H2體積分?jǐn)?shù)達(dá)到44%。

根據(jù)該煉油廠目前的加工流程及現(xiàn)狀，加氫裝置自產(chǎn)的加氫干氣全部送至制氫PSA回收，因此，造成裝置燃料氣中H2含量高的主要原因?yàn)椋孩僮援a(chǎn)干氣中H2未充分回收；②向低壓瓦斯系統(tǒng)中排放的H2量大。

2.1.1催化干氣中H2含量高

大檢修前，H2含量較高的S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣送至2#催化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)回收[5]。同時(shí)，2#催化裝置檢修后由于吸收穩(wěn)定負(fù)荷較高，H2體積分?jǐn)?shù)為50%～65%的S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣無法送至2#催化回收，導(dǎo)致送芳烴PSA裝置加工的2#催化干氣中H2體積分?jǐn)?shù)僅33%左右，遠(yuǎn)低于1#催化干氣的H2體積分?jǐn)?shù)42%。

1#催化干氣經(jīng)脫硫后首先供應(yīng)常減壓裝置，常減壓裝置檢修前(2019年3月)和檢修后(2019年8月)燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)見表1。

表1 檢修前后常減壓裝置燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)時(shí)間燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)/%2019年3月(檢修前)25.902019年8月(檢修后)36.70

對比燃料氣中H2含量，大檢修后常減壓裝置燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)增加了近11%，H2資源浪費(fèi)嚴(yán)重。

因此，需要對兩套催化裝置優(yōu)化運(yùn)行，通過調(diào)整催化劑配方，降低脫氫活性，降低催化干氣中的H2/甲烷比；同時(shí)，對目前兩套催化干氣中H2回收進(jìn)行綜合考慮，最大限度地回收H2資源。

2.1.2低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量波動(dòng)大

低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量受幾個(gè)方面的影響：①生產(chǎn)裝置向低壓瓦斯的排放，包括加氫類裝置向低壓瓦斯排放和非加氫類裝置向低壓瓦斯系統(tǒng)排放，其中加氫類裝置因機(jī)封泄漏、H2密封罐排放等，造成低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量高，對低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量是正貢獻(xiàn)，非加氫類裝置向低壓瓦斯排放中H2含量低，對低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量是負(fù)貢獻(xiàn)，在生產(chǎn)調(diào)整中尤其需要減少加氫類裝置向低壓瓦斯系統(tǒng)的排放量；②制氫PSA解吸氣向低壓瓦斯系統(tǒng)排放，制氫PSA未充分優(yōu)化，排放的解吸氣中H2含量高，同樣會造成低壓瓦斯系統(tǒng)中H2含量高。

在常減壓裝置-焦化裝置、溶脫裝置-蠟油加氫裝置-催化裂化裝置-柴油加氫等加工模式下，實(shí)施高硫原油、低硫原油切換加工模式，加氫干氣排放量、加氫干氣中H2含量呈周期性變化：低硫原油加工時(shí)，制氫PSA原料氣(加氫干氣)產(chǎn)量少，干氣中H2含量高；高硫原油加工時(shí)，制氫PSA原料氣產(chǎn)量大，干氣中H2含量低，從而造成低壓瓦斯中H2量波動(dòng)較大。

2.2 瓦斯中C3+液化氣組分含量高

由于常減壓裝置開工初期初餾塔定壓為0.09 MPa，定壓較低，加工低硫輕質(zhì)原油時(shí)，初餾塔塔頂大量向低壓瓦斯系統(tǒng)排放液化氣組分，造成氣柜瓦斯重組分含量高；2#催化裝置開工初期吸收穩(wěn)定系統(tǒng)負(fù)荷高，S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣無法送至2#催化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)回收；焦化裝置開工初期，單爐室負(fù)荷稍高，氣壓機(jī)負(fù)荷受限，無法充分回收直柴加氫裝置輕烴和制氫PSA解吸氣，造成高壓瓦斯系統(tǒng)和低壓瓦斯系統(tǒng)重組分含量高。

3 優(yōu)化措施

3.1 瓦斯中H2組分充分回收利用

充分回收自產(chǎn)干氣中H2，優(yōu)化全廠H2資源的途徑包括：①充分回收催化干氣中H2；②降低低壓瓦斯系統(tǒng)中H2量。

3.1.1催化干氣至芳烴PSA流程優(yōu)化

如前所述：1#催化裝置經(jīng)過MIP改造，1#催化干氣中H2體積分?jǐn)?shù)升至42%，在1#催化維持185 t/h左右時(shí)，1#催化干氣量在11 000 m3/h左右；2#催化裝置受吸收穩(wěn)定系統(tǒng)高負(fù)荷限制，S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣H2含量高，無法送至2#催化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進(jìn)行回收，2#催化干氣H2體積分?jǐn)?shù)僅約33%，2#催化負(fù)荷約180 t/h，2#催化干氣體積流量約11 000 m3/h。

兩套催化裝置的催化干氣均可送至芳烴PSA制氫，目前芳烴PSA受解吸氣壓縮機(jī)負(fù)荷的限制，最大加工催化干氣負(fù)荷約7 500 m3/h。

用H2體積分?jǐn)?shù)為42%的1#催化干氣代替H2體積分?jǐn)?shù)為33%的2#催化干氣，送至芳烴PSA裝置進(jìn)行回收，可以大幅度提高芳烴PSA的H2收率。催化干氣至芳烴PSA流程優(yōu)化如圖2所示。圖2中藍(lán)色管線為原流程，紅色管線為優(yōu)化后的新流程。

芳烴PSA加工催化干氣負(fù)荷按7 500 m3/h計(jì)算，芳烴PSA H2純度(φ)按99.9%計(jì)，解吸氣中H2純度(φ)按6%計(jì)，分別統(tǒng)計(jì)兩種高低純度不同的催化原料氣H2產(chǎn)量：

1#催化干氣至芳烴PSA回收：產(chǎn)氫量為2 875 m3/h；2#催化干氣至芳烴PSA回收：產(chǎn)氫量為2 156 m3/h。芳烴PSA原料氣流程優(yōu)化后，產(chǎn)氫量增加719 m3/h，日增產(chǎn)17 256 m3/d，折合質(zhì)量流量為1.536 t/d，月增產(chǎn)46 t H2。

流程調(diào)整后，常減壓裝置燃料氣來源由1#催化干氣改為從高壓瓦斯管網(wǎng)取燃料氣，主要來源包括芳烴PSA解吸氣、2#催化干氣、焦化干氣等，對比常減壓裝置燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)，見表2。

表2 常減壓裝置檢修前后及流程優(yōu)化后H2體積分?jǐn)?shù)變化時(shí)間H2體積分?jǐn)?shù)/%2019年3月(檢修前)25.902019年8月(檢修后)36.702019年9月(流程改動(dòng)后)25.10

從表2可以看出，經(jīng)過催化干氣流程優(yōu)化后，常減壓裝置燃料氣中H2體積分?jǐn)?shù)下降明顯，恢復(fù)到檢修前的狀態(tài)。

3.1.2制氫PSA裝置優(yōu)化運(yùn)行

本次大檢修后，制氫PSA裝置原料氣不足，H2回收率低，同時(shí)高低原油切換加工，制氫PSA原料氣(加氫干氣)中H2含量波動(dòng)較大，制氫PSA操作監(jiān)控難度大。因此，針對這些情況進(jìn)行優(yōu)化探討。

3.1.2.1 制氫PSA控制參數(shù)調(diào)整

加工高硫原油期間，加氫干氣量稍大，H2含量低；加工低硫原油期間，加氫干氣量稍低，H2含量高。制氫PSA進(jìn)行如下調(diào)整：

(1) 加工高硫原油期間，H2產(chǎn)品中在線分析儀CO質(zhì)量濃度按≤5 mg/m3控制，調(diào)整PSA吸附時(shí)間。同時(shí)，H2產(chǎn)品中H2體積分?jǐn)?shù)按98%～99%控制。若H2純度(φ)低于98%或高于99%，再對吸附時(shí)間進(jìn)行微調(diào)，同時(shí)，監(jiān)控原料氣和產(chǎn)品組成及CO和CO2含量。

(2) 加工低硫原油期間，H2產(chǎn)品中在線分析儀CO質(zhì)量濃度按≤20 mg/m3控制，其他調(diào)整同上。

經(jīng)過優(yōu)化調(diào)整，將解吸氣中H2體積分?jǐn)?shù)由29%降至19%，每小時(shí)增產(chǎn)H2750 m3，每月增產(chǎn)H248 t。

3.1.2.2 制氫PSA原料氣流程優(yōu)化

本次大檢修開工后，加氫裝置排放的加氫干氣量降低，制氫PSA原料氣不足，裝置加工負(fù)荷(包括芳烴異構(gòu)化尾氫)平均為11 000 m3/h。

分析制氫PSA原料氣中H2體積分?jǐn)?shù)平均為65%，H2產(chǎn)品純度(φ)為98%，解吸氣中H2純度(φ)平均為21.7%。因此，考慮將1#催化干氣用作制氫PSA原料氣(1#催化干氣中H2純度(φ)為42%)，經(jīng)排查有如下流程，見圖3。圖3中紅色管線目前閑置，1#催化干氣可借用此管線，部分送至制氫PSA裝置。

芳烴PSA裝置原料氣脫液罐(S201)原有兩股原料氣，一股為催化干氣，另一股為變溫吸附來的凈化氣，目前芳烴變溫吸附停運(yùn)，芳烴異構(gòu)化尾氣跨變溫吸附至原料氣脫液罐，因此，11 000 m3/h的1#催化干氣在原料氣脫液罐中分為3路，大部分送至芳烴PSA產(chǎn)氫，部分并入高壓瓦斯管網(wǎng)，富余部分1#催化干氣可沿異構(gòu)化尾氣管線反向送至制氫PSA加工。

該舊流程新用，需要芳烴裝置拆除兩塊盲板和1個(gè)單向閥，流程上簡單易行。于2019年9月25日9:30投用該流程，但由于制氫PSA脫CO、CO2能力不足，H2產(chǎn)品中CO、CO2含量高，停用該流程。

3.2 瓦斯中C3+輕烴組分充分回收利用

分析自產(chǎn)瓦斯中，1#催化、2#催化、延遲焦化裝置等自產(chǎn)干氣中C3+組分體積分?jǐn)?shù)基本控制在3%以下，而在開工初期，氣柜中瓦斯重組分含量較多。同時(shí)，大檢修后全廠瓦斯系統(tǒng)的產(chǎn)耗不平衡，瓦斯總產(chǎn)量增加，而消耗變化不大。因此，需要加強(qiáng)對瓦斯系統(tǒng)中C3+重組分的回收，在增產(chǎn)液化氣的同時(shí)，降低系統(tǒng)中瓦斯的總產(chǎn)量。優(yōu)化措施如下：

(1) 提高常減壓裝置初餾塔安全定壓，將安全閥定壓由0.09 MPa提高至0.15 MPa，減少低硫原油加工期間初頂瓦斯向低壓瓦斯系統(tǒng)排放，降低攜帶重組分的損失，同時(shí)減輕氣柜系統(tǒng)壓力。

(2) 焦化裝置單爐室負(fù)荷降至86 t/h，氣壓機(jī)除加工本裝置分餾塔塔頂輕組分外，具備回收其他裝置重組分的條件：①直柴加氫裝置硫化氫汽提塔塔頂氣及重整原料穩(wěn)定塔T3302塔頂氣送至延遲焦化裝置回收重組分，該股物料平均負(fù)荷在4 000 m3/h左右，但受制于焦化氣壓機(jī)負(fù)荷，該部分富含重組分的物料未充分回收，部分輕烴送至1#催化裝置；②制氫解吸氣送至延遲焦化裝置回收重組分，平均負(fù)荷在4 000 m3/h左右。

(3) 2#催化裝置經(jīng)過優(yōu)化運(yùn)行，吸附穩(wěn)定系統(tǒng)逐步好轉(zhuǎn)，具備回收S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣的能力。

采取以上措施后，焦化裝置回收直柴加氫輕烴、制氫PSA解吸氣后，在加工負(fù)荷、操作參數(shù)不變的情況下，焦化液化氣收率(φ)由4.5%提高至5.2%，同時(shí)降低了部分裝置高壓瓦斯系統(tǒng)中液化氣組分的含量。

對比2019年7月、8月加熱爐用燃料氣組分分析：溶脫裝置、蠟油加氫裝置、航煤加氫裝置、氣柜瓦斯經(jīng)過優(yōu)化調(diào)整后，C3+重組分和H2組分均明顯降低。

表3 部分裝置燃料氣中液化氣、H2組成變化φ/%裝置名稱2019年7月2019年8月C3+H2C3+H2溶脫22.028.017.027.0蠟油加氫17.018.53.514.0航煤加氫16.520.08.016.5氣柜瓦斯26.033.023.030.0

4 結(jié)論與建議

4.1 結(jié)論

經(jīng)過催化干氣中H2回收流程優(yōu)化、制氫PSA優(yōu)化運(yùn)行以及富烴氣體的回收，在增產(chǎn)H2和液化氣的同時(shí)，減少自產(chǎn)瓦斯量，實(shí)現(xiàn)全廠瓦斯產(chǎn)耗平衡，減少電站燒瓦斯的發(fā)生。

增產(chǎn)H2效益如下：增產(chǎn)H21 500 m3/h，日增產(chǎn)H23.2 t，月增產(chǎn)H296 t，純H2價(jià)格按12 700元/t計(jì)，燃料氣價(jià)格按2 700 元/t計(jì)，合計(jì)月度增效為96 t×(12 700 元/t-2 700 元/t)=96萬元。液化氣增產(chǎn)效益如下：按氣柜瓦斯平均流量4 500 m3/h估算，增產(chǎn)液化氣4 500 m3/h×3%=270 m3/h，月度增產(chǎn)液化氣195 t，液化氣價(jià)格按4 300 元/t計(jì)，合計(jì)增效31萬元。增產(chǎn)H2和液化氣合計(jì)月度增效127萬元，優(yōu)化效果明顯。

4.2 建議

(1) 鑒于目前1#催化干氣中H2含量遠(yuǎn)高于2#催化干氣的現(xiàn)狀，后期可考慮將H2體積分?jǐn)?shù)約60%的S Zorb穩(wěn)定塔塔頂氣改至1#催化回收，可進(jìn)一步提高1#催化干氣中H2含量，大幅度提高芳烴PSA裝置H2產(chǎn)量。

(2) 針對1#催化干氣的充分利用，后期有以下兩種方案：①芳烴PSA更換吸附劑，對解吸氣壓縮機(jī)進(jìn)行擴(kuò)能改造，以提高芳烴PSA加工負(fù)荷；②制氫PSA裝置增加脫CO、CO2塔，或者對吸附劑進(jìn)行更換，以適應(yīng)高CO、CO2含量催化干氣的加工，進(jìn)一步提高制氫PSA加工負(fù)荷。

(3) 直柴加氫裝置優(yōu)化運(yùn)行，降低脫硫化氫汽提塔塔頂輕烴排放量。同時(shí)，延遲焦化裝置氣壓機(jī)高負(fù)荷運(yùn)行，提高直柴加氫裝置輕烴回收量。

(4) 進(jìn)一步優(yōu)化原油結(jié)構(gòu)，控制輕質(zhì)原油加工比例，降低初常頂瓦斯向低壓瓦斯系統(tǒng)的排放。