?；哿?，賈海龍，郭明鋼,2，楊曉航,2

1.盤錦浩業(yè)化工有限公司，遼寧 盤錦 124000；2.大連理工大學(xué)盤錦產(chǎn)業(yè)技術(shù)研究院，遼寧 盤錦 124000

隨著石油化工產(chǎn)業(yè)的發(fā)展，液化石油氣（LPG）作為一種新型燃料和化工原料，受到了人們高度的重視。液化氣作為燃料，具有無碳渣、無煙塵、熱值高和使用方便等特點，廣泛應(yīng)用于人們的生活中[1]。在化工方面，液化氣可用于合成高辛烷值汽油組分及芳烴，也可以分離得到丁二烯、丁烯、丙烯和乙烯等基本原料，用于生產(chǎn)染料、炸藥和醫(yī)藥等產(chǎn)品[1-7]。

目前，石油煉化企業(yè)越來越重視液化石油氣資源的進一步深度加工，期望得到異丁烯和聚合級丙烯等產(chǎn)品。然而液化石油氣的成分受到工業(yè)生產(chǎn)過程中催化劑、催化原料油、操作條件等因素的影響，其組成變化較大。工業(yè)實踐發(fā)現(xiàn)[8]，液化石油氣中乙烷的濃度變化會影響氣體分餾裝置的丙烯收率，進而影響氣體分餾裝置的經(jīng)濟效益。實驗數(shù)據(jù)表明[9]，當液化石油氣中乙烷濃度為1%（體積分數(shù)）左右時，丙烯收率最高，乙烷濃度為3%時，丙烯收率在70%以下。因此，在實際工業(yè)過程中，如果采用氣體分餾裝置處理液化氣時，為了保證丙烯的收率，必須嚴格控制液化氣中乙烷濃度[10]，合理控制液化氣中各種成分的濃度。

1 工廠裝置實況

1.1 含硫液化石油氣實際生產(chǎn)中的應(yīng)用狀況和問題

某石油煉化企業(yè)生產(chǎn)規(guī)模為1.50×106t/a 連續(xù)重整裝置中的主要產(chǎn)品是苯、甲苯、二甲苯和高辛烷值汽油組分，并副產(chǎn)氫氣和液化石油氣。通常狀況下，來自重整含硫液化氣直接送入到1.40×106t/a的延遲焦化車間的液化氣脫硫裝置。液化氣經(jīng)脫硫處理符合硫含量標準后，送入到1.40×106t/a 催化裂化車間（DCC）的3.0×105t/a 氣體分餾裝置。氣體分餾裝置主要由丙烯精餾塔、脫乙烷塔和脫丙烷塔構(gòu)成，能夠?qū)⒁夯瘹庵械谋┓蛛x出來，同時副產(chǎn)丙烷和混合C4餾分。其中混合C4餾分被送至7×104t/a 的甲基叔丁基醚（MTBE）裝置。

但在實際工業(yè)生產(chǎn)過程中存在以下問題：一是重整含硫液化氣粗產(chǎn)品質(zhì)量較差，根據(jù)表1 重整含硫液化氣所含硫化氫平均含量高達22 000 mg/kg，C5組分高達1.13%、C2以下組分高達9.08%。為了實現(xiàn)該廠液化石油氣的經(jīng)濟效益最大化，對含硫液化石油氣進行后續(xù)的脫硫和分餾處理十分必要；二是焦化液化氣脫硫裝置嚴重超負荷運行，使得脫硫裝置操作穩(wěn)定性低、液化氣脫硫效果不穩(wěn)定等，另外裝置超負荷容易導(dǎo)致操作處于塔的氣液負荷范圍之外，進而導(dǎo)致塔壓降升高或塔液泛等現(xiàn)象，給生產(chǎn)安全帶來很大隱患；三是重整含硫液化氣在焦化車間進行脫硫處理后含有較高的C2成分，進入氣體分餾裝置后導(dǎo)致操作不穩(wěn)定、處理量下降、產(chǎn)品質(zhì)量差等。當液化氣中乙烷含量較高時，需定期釋放脫乙烷塔頂氣，脫乙烷塔頂氣的釋放也會導(dǎo)致丙烯收率降低，嚴重影響了產(chǎn)品的收益和企業(yè)的經(jīng)濟效益。

表1 重整含硫液化氣組成Table 1 Composition of sulfur-containing liquefied petroleum gas in continuous reforming unit

1.2 連續(xù)重整含硫液化氣生產(chǎn)裝置概況

通常的連續(xù)重整裝置中，含硫液化氣主要來源于重整原料預(yù)處理的脫硫部分。重整裝置預(yù)加氫低壓分離器來的液相物流與加氫裂化裝置來的石腦油混合后，依次經(jīng)過石腦油分餾塔塔底換熱器和分餾塔進料換熱器換熱后，進入脫硫塔的第20 層塔盤，脫硫塔塔頂餾出物經(jīng)空冷器冷凝后進入回流罐?；亓鞴薜撞恳合辔锪鹘?jīng)回流泵增壓后一部分回流至脫硫塔頂部，另一部分出裝置作為重整車間含硫液化氣產(chǎn)品。整個重整含硫液化氣的生產(chǎn)過程未設(shè)置液化氣脫硫裝置，也未設(shè)置液化氣成分分離裝置，所以重整含硫液化氣的進一步處理需要借助其他車間的液化氣處理裝置來實現(xiàn)。

1.3 加氫裂化液化氣切割及脫硫裝置概況

加氫裂化裝置液化氣分離及脫硫流程包括脫丁烷塔、脫乙烷塔和液化氣脫硫塔，如圖1 所示。自加氫裂化裝置主汽提塔頂來的液相物流（主要成分為液化氣）先經(jīng)過脫丁烷塔，脫除其中的C5以上的成分，脫丁烷塔塔頂餾出物依次經(jīng)過脫丁烷塔頂空冷和水冷冷卻冷凝至40 ℃后流入脫丁烷塔頂回流罐進行氣液分離，液相一部分經(jīng)過脫丁烷回流泵升壓后流入脫丁烷塔，另一部分經(jīng)過脫乙烷塔進料泵升壓后流入脫乙烷塔，脫除其中的C1～C2組分后，塔底得到含硫較高的液化氣產(chǎn)品。自脫乙烷塔塔底來的含硫液化氣先經(jīng)過冷卻器冷卻后由塔底進入液化氣脫硫塔，貧胺液經(jīng)過冷卻器冷卻后自塔頂進入液化氣脫硫塔，兩股進料在四段填料段內(nèi)進行充分地逆流接觸。脫硫后液化氣從塔頂流出，經(jīng)液化氣冷卻器冷卻至40 ℃后進入液態(tài)烴聚結(jié)器分離胺液，液態(tài)烴聚結(jié)器頂部側(cè)線得到液化氣產(chǎn)品并送出裝置。

圖1 加氫裂化裝置液化氣分離部分流程Fig.1 Process of liquefied gas component separation of hydrocracking unit

2 重整含硫液化氣工藝技術(shù)改造

為了有效地緩解焦化車間液化氣脫硫裝置超負荷運行和氣體分餾裝置操作不穩(wěn)定、能耗高、丙烯產(chǎn)品收率低等狀況，采用在重整含硫液化氣出裝置管線上引一條支路管線至加氫裂化車間脫丁烷塔進料管線上和脫乙烷塔進料管線上的方案，如圖2 所示。

圖2 重整含硫液化氣至加氫裂化裝置的管線改造Fig.2 Modified pipeline of sour liquefied gas from reforming unit to hydrocracking unit

圖2 中虛線部分為該技術(shù)改造方案新增添的管線設(shè)備，脫丁烷塔進料調(diào)節(jié)閥2 和脫乙烷塔進料調(diào)節(jié)閥11 被拆除。之前重整含硫液化氣出裝置后直接通過管線L-1 被送至氣體分餾裝置，技術(shù)改造后L-1 管線內(nèi)的重整含硫液化氣流入管線L-2，然后依次經(jīng)過管線L-3、閥門14、閥門1 和進料換熱器后流入加氫裂化裝置的脫丁烷塔。之后根據(jù)加氫裂化裝置的實際生產(chǎn)流程由脫丁烷塔流出后再經(jīng)過脫乙烷塔和液化氣脫硫塔，或者L-1 管線內(nèi)的重整含硫液化氣流入管線L-2 后，依次經(jīng)過管線L-4、閥門13 和管線L-5 后流入加氫裂化裝置的脫乙烷塔，之后根據(jù)加氫裂化裝置的實際生產(chǎn)流程再經(jīng)過液化氣脫硫塔。

此技術(shù)改造的目的是降低重整含硫液化氣中硫化氫、C1、C2、C5等成分的含量，穩(wěn)定焦化裝置的運行，增加丙烯收率。另外，該廠連續(xù)重整車間與加氫裂化車間地理位置非常近，便于管線的連接，節(jié)約設(shè)備材料。

3 效果評估

技術(shù)改造方案實施后裝置運行了三個月，實施效果見表2～表5。由表2 可知，技術(shù)改造前后液化氣總硫含量由34.08 mg/m3降到30.30 mg/m3，總硫含量降低了11.09%；乙烷含量由1.92%降到0.06%，總硫含量降低了96.88%。說明將重整含硫液化氣改到加氫裂化車間后，焦化裝置運行負荷降低，所得液化氣質(zhì)量得到很好的提升。

表2 技改前后焦化車間液化氣組成Table 2 LPG composition of delayed coking workshop before and after technical transformation

表3 技改前后加氫裂化車間液化氣組成Table 3 Composition of LPG in hydrocracking workshop before and after technical transformation

表4 技改前后氣分裝置脫丙烷塔頂氣組成Table 4 Top gas composition of depropanizer in gas fractionation unit before and after technical transformation

表5 技改前后氣分車間各產(chǎn)品產(chǎn)量Table 5 Product output of gas fractionation workshop before and after technical transformation

表3所示為技術(shù)改造前后加氫裂化車間液化氣的平均組成，可見乙烷含量由0.59%降到了0.49%，正丁烷含量由63.56%降到了38.71%，異丁烷含量由7.63%升到了37.28%，剩余其它各組分含量并未發(fā)生較大變化，特別是總硫含量，說明技改后增加的重整含硫液化氣進料并未影響加裂穩(wěn)定和脫硫裝置的正常運行，且使得重整含硫液化氣脫除了部分硫化氫、C1、C2、C5等組分，成為合格中間產(chǎn)品而得到再次利用，為公司產(chǎn)生經(jīng)濟效益。

表2 技術(shù)改造前焦化液化氣與表3 技術(shù)改造后加氫裂化液化氣相比，乙烷含量由1.92%降到0.49%，說明在焦化脫硫液化氣與加氫裂化脫硫液化氣共同作為氣體分餾裝置原料的情況下，總體C2含量有所降低，這樣可以減少氣體分餾裝置脫乙烷塔頂氣釋放情況，增加丙烯收率。

根據(jù)表4 可知，技術(shù)改造前后氣體分餾裝置脫丁烷塔塔頂氣中乙烷含量由0.78%降到了0.62%，說明技改后焦化液化氣、重整液化氣中乙烷含量的降低導(dǎo)致整個氣體分餾裝置原料的乙烷含量略有降低，進而促進了丙烯產(chǎn)品收率的提高。

而表5 顯示，技術(shù)改造前后丙烯的收率由17.81%提高到了18.01%、丙烯純度由原來的99.6%提高到99.8%，說明此技改方案通過降低液化氣中C2組分很好地提升了丙烯收率和丙烯產(chǎn)品純度[11-12]，進而提升了企業(yè)的經(jīng)濟效益。

4 經(jīng)濟效益分析

（1）提高丙烯收率的經(jīng)濟效益

技術(shù)改造方案實施后，丙烯收率提高了0.2%，按照裝置運行三個月的原料平均處理量為40.14 t/h，年開工8 000 h 計算，則丙烯年增產(chǎn)量可達642.24 t 左右。按當?shù)乇┐之a(chǎn)品每噸4 867 元計算，年丙烯增產(chǎn)量增收的經(jīng)濟效益可達312.6 萬元左右。

（2）設(shè)備投資費用

化工過程優(yōu)化改造一般以經(jīng)濟效益最大化為首要條件[13]，計算公式如式（1）所示。

其中，工藝流程的主要設(shè)備為管件和管線，設(shè)備的經(jīng)濟性參數(shù)根據(jù)廠商建議，折舊期為10 年，設(shè)備規(guī)格如表6 所示。

表6 投用設(shè)備規(guī)格Table 6 Specification of equipment put into operation

設(shè)備總投資費用為10 萬元左右，設(shè)備折舊期是10 年，則設(shè)備折舊費約為每年1 萬元。

根據(jù)上述各部分經(jīng)濟效益分析[14]，則該技改方案實施后，丙烯增產(chǎn)量年經(jīng)濟效益為年丙烯增產(chǎn)量增收的經(jīng)濟效益312.6 萬元減去每年設(shè)備折舊費1 萬元，則可達311.6 萬元。

5 結(jié)論

針對某石油煉化企業(yè)1.50×106t/a 連續(xù)重整含硫液化氣脫硫技術(shù)改造過程，基于1.00×106t/a 加氫裂化車間具備完善的液化氣脫硫、液化氣成分分餾裝置，進行了將重整含硫液化氣由送往至焦化裝置脫硫改成送往加氫裂化裝置脫丁烷塔進料管線上或脫乙烷塔進料管線上的技術(shù)改造，這個步驟可以很好地脫除重整含硫液化氣中C1～C2、C5以上組分。此方案實施后，不但緩解了焦化車間脫硫裝置超負荷運行的問題，還使重整含硫液化氣中C1組分幾乎全部脫除、C2組分由6.65%降低至0.49%、C5組分由1.13%降低至0.23%、硫化氫含量由原來的22 000 mg/kg 降至低于5 mg/kg。相比于送往焦化車間脫硫裝置得到的液化氣C2組分由1.92%降低至0.49%，將所得脫硫液化氣送往氣分裝置后，降低重整含硫液化氣中的C2組分含量，進而降低了氣分裝置原料氣中C2組分含量，減少了氣分裝置脫乙烷塔頂氣的釋放量，提高了丙烯產(chǎn)品的收率和純度。另外該技改方案投資小、效益高，符合生產(chǎn)企業(yè)節(jié)能降耗的原則，投用于生產(chǎn)后，裝置運行平穩(wěn)，產(chǎn)品質(zhì)量高。

對此次技改方案進行了經(jīng)濟效益分析，丙烯收率由17.81%提高到18.01%，丙烯年增產(chǎn)量可達642.24 t 左右，年增產(chǎn)丙烯經(jīng)濟效益在312.6 萬元左右，設(shè)備投資費10 萬元，設(shè)備折舊費約為每年1萬元，則年經(jīng)濟效益可達311.6 萬元。