馬振宇，蘇 健，許兆春

（中國石油 四川石化，四川 成都611930）

PSA是變壓吸附氫氣精制裝置的簡稱，是目前煉廠普遍使用的，回收提純煉廠氣中H2的主要裝置，可為煉廠提供純度達99.9%以上的高純H2，是現代化煉廠清潔生產用H2的重要來源[1]。中國石油四川石化2.0Mt·a-1連續(xù)重整裝置配套90000Nm3·h-1重整氫氣變壓吸附單元，以重整產H2和少量加氫裂化低分氣為原料，通過變壓吸附裝置分離除去雜質組分后，獲得高純H2，并入全廠H2管網。2019年6月起，重整氫至PSA裝置壓降逐漸增大，H2外送困難，影響裝置平穩(wěn)正常運行。本文討論了引起壓降增大的原因，為同類裝置運行提供一些借鑒。

1 流程簡介

重整產H2經過再接觸系統(tǒng)高壓（2.18MPa）、深冷（4℃）提純至92%左右，進入氫氣脫氯罐，脫除H2中的HCl后進入E-2013，與高溫H2和生成油換熱，升溫至40℃，作為原料氣進入PSA系統(tǒng)，利用PV21601控制再接觸系統(tǒng)壓力。原料氣指標見表1。

表1 PSA原料氣組成Tab.1 PSA feed composition

原料氣與加氫裝置低分氣混合后，通過氣液分離器除去原料氣中可能夾帶的液態(tài)物質，再進入預處理器除去原料氣中Cl-及NH4Cl等后，進入變壓吸附系統(tǒng)，裝置流程見圖1。正常運行時變壓吸附系統(tǒng)入口壓力為2.1MPa，溫度為40℃，與再接觸罐壓差為0.08MPa。

圖1 重整產H2至PSA裝置流程示意圖Fig.1 Flow diagram of H2 from CCR to PSA

2 運行問題分析

2.1 壓差增大現象

裝置正常運行時，再接觸罐壓力控制為2.18MPa，變壓吸附系統(tǒng)入口壓力為2.1MPa，兩者壓差為0.08MPa。自2019年6月起，連續(xù)重整裝置再接觸系統(tǒng)壓力控制閥PV21601開度逐漸變大，最后開度達到100%，再接觸罐壓力由2.18MPa持續(xù)上升至2.2MPa，PSA變壓吸附系統(tǒng)入口壓力由2.1MPa降至2.05MPa，兩者壓差從0.08MPa上升至0.15MPa，壓差已經上漲近1倍，說明自再接觸至變壓吸附系統(tǒng)入口的壓降正逐漸增大。

表2 重整氫外送壓降變化趨勢Fig.2 PD trend of CCR H2

隨壓降逐漸增大，PSA裝置進料流量開始降低，PSA負荷收到嚴重影響，重整產H2外送困難，重整氫增壓機轉速上升，裝置能耗增加。為保證裝置正常平穩(wěn)運行，被迫打開PSA裝置跨線，將部分重整產H2直接并入純H2管網，將再接觸罐壓力降至2.18MPa。

2.2 原因分析

為查找差壓增大的具體原因，分別考慮了H2外送路徑上氫氣脫氯罐、E-2013、PSA氣液分離器、PSA預處理器各自分別可能出現的壓差增大的原因，并逐一進行排除。

2.2.1 重整產H2含水，脫氯罐脫氯劑板結引起差壓增大 重整產H2中的水主要來源于重整原料中帶的水、進入再接觸部分的還原尾H2帶的水、再生燒焦煙氣進入氯吸附區(qū)被催化劑吸收的水分，H2中的水在經過再接觸時溫度降至4℃，可能會生成凝結水進入氫氣脫氯罐[2]。2.0Mt·a-1連續(xù)重整裝置開工以來，循環(huán)H2中水含量一直處于偏高狀態(tài)，按設計要求進料中水含量要小于5×10-6，實際運行中受限于采樣設施、環(huán)境濕度、分析方法等，實際操作條件與設計條件差距較大。重整反應系統(tǒng)內水含量高，水隨H2進入氫氣脫氯罐，罐內脫氯劑板結，會引起壓差升高。

裝置操作人員將氫氣脫氯罐切換至B罐運行后，再接觸罐壓力和壓力控制閥PV21601開度均無明顯變化，壓差無下降趨勢，說明氫氣脫氯罐內脫氯劑并未出現板結現象。

2.2.2 粉塵或腐蝕產物堵塞E-2013管束引起差壓增大E-2013是裝置2018年大檢修新增設備，用于回收低溫重整產H2中的冷量，提高PSA原料氣溫度，保證吸附劑性能良好。E-2013是管殼式換熱器，熱介質走殼程，重整產H2走管程，并設置有旁路閥。

粉塵的來源有上游氫氣脫氯劑裝填時天氣潮濕造成吸水過多、操作不當破碎，或者運行過程中粉化，被H2帶到E-2013管程，就會堵塞換熱器管束，造成E-2013壓差增大。氫氣脫氯劑穿透，重整產氫中的HCl進入下游管線，對后續(xù)裝置造成腐蝕，腐蝕產生的碎屑堵塞換熱器管束，也會造成E-2013壓差增大[3]。

裝置技術人員在對氫氣脫氯罐出口用氣袋采樣、現場檢測管進行連續(xù)采樣分析，出口氣體中均無法檢測出HCl，說明脫氯劑性能良好，HCl未穿透脫氯罐床層，下游裝置不應存在腐蝕現象。

為判斷E-2013管束堵塞情況，裝置操作人員打開E-2013旁路閥，部分重整產H2通過旁路進入PSA，PSA原料氣溫度從37.1℃下降至20.3℃，系統(tǒng)壓降未出現明顯變化，說明E-2013管束未出現堵塞。

2.2.3 PSA氣液分離器內液位過高引起壓差增大PSA氣液分離器頂部安裝有破沫網，以分離原料氣中可能夾帶的游離液滴，防止液體進入PSA預處理器，造成預處理劑板結。罐體底部設置現場磁翻板液位計和遠傳液位計，正常運行時，液位到5%時通過現場手閥將凝液排放至放空系統(tǒng)。如果液位計出現故障，長期未脫液造成罐內液位過高沒過進料口，會引起壓差增大。裝置技術人員通過調取液位趨勢曲線，PSA氣液分離器一直處于無液位狀態(tài)。聯系儀表車間檢查比對遠傳和現場磁翻板液位計，確認PSA氣液分離器內無液位。裝置操作人員在PSA氣液分離器進出口分別安裝就地壓力表檢查，發(fā)現進出口均有2.15MPa，壓力相同，不存在壓差問題。

2.2.4 PSA預處理器預處理劑NH4Cl結垢引起壓差增大 為檢查PSA預處理器前后壓差，操作人員在進出口分別安裝就地壓力表檢查，發(fā)現進出口壓差達0.1MPa，判斷可能是預處理劑存在板結現象引起。為保證重整裝置生產的正常運行，將PSA預處理器切換至B罐運行，A罐更換預處理劑。重整再接觸罐壓力隨即出現下降趨勢，壓力控制閥PV21601逐漸關小，裝置運行逐漸恢復正常。在更換預處理劑時出現閥門密封不嚴、打開A罐發(fā)現頂部有粉末狀結晶的現象。在對粉末狀結晶采樣分析，發(fā)現該結晶易溶于水中，溶液呈酸性，有NH4Cl成分，見圖2。為查找NH4Cl來源，對PSA原料氣逐個采樣分析，重整氫和加氫裂化低分氣分析結果均顯示合格。

圖3 預處理罐閥門上的粉末狀結晶Fig.3 Powdery crystal on valves of pretreatment tank

在對加氫裂化裝置進行走訪后發(fā)現，加氫裂化裝置要利用氨液進行堿洗操作，低分氣可能會帶有微量的NH3，與重整氫中帶有的微量HCl混合后會生成NH4Cl。但是因為分析方法的原因，微量的NH3和HCl無法分析出，隨時間的增長，積累效應明顯。在操作條件下，NH3和HCl反應生成的NH4Cl非常穩(wěn)定，會形成粉末狀物質在管線和預處理器床層頂部沉積，造成裝置差壓增大。在裝置運行初期影響不明顯，隨運行時間增加，影響逐漸變大。

3 處理措施

3.1 增強原料雜質管控

由于重整氫和加氫裂化低分氣都暫時無法切出變壓吸附裝置，若不控制原料雜質含量，壓差增大現象會繼續(xù)出現，影響裝置平穩(wěn)生產。所以加強重整氫脫氯罐的運行管理和加氫裂化低分氣分析管理，更換高效脫氯劑，提高雜質分析指標要求，減少HCl和NH3進入變壓吸附系統(tǒng)是阻止壓降增大的關鍵步驟。

3.2 控制好重整反應水-氯平衡

重整產H2中HCl的來源是重整生產過程中，催化劑上的氯脫除生成。保證重整反應環(huán)境水-氯平衡，能有效減少催化劑氯損失，也就從上游減少了重整產H2中的HCl量[4]。

嚴格控制再生單元氯化物的注入量，以維持催化劑活性。根據再生催化劑上氯含量化驗分析結果及時調整注氯量，保證催化劑氯含量維持在正常值1.0（wt）%～1.1（wt）%。

關注重整反應苛刻度，定期計算芳烴轉化率和C5+液收等指標，在滿足芳烴轉化率的條件下，盡量控制較低的反應苛刻度，降低反應溫度，以減少催化劑上氯在高溫下的流失加劇。

3.3 嚴密監(jiān)控預處理罐運行

增加定期對預處理罐后氫氣的采樣分析，定期對預處理罐壓差進行檢查，發(fā)現氯含量超標或者壓差增大現象，應立即組織更換預處理劑。在預處理劑頂部增加積垢欄或者鳥巢保護劑，可減少壓差增加的速度，延長檢修周期[5]。

4 結論

通過本文討論發(fā)現，重整產H2中的HCl、加氫裂化低分氣中的NH3，雖然都在指標控制范圍內，但因為質量累積效應，仍能在PSA預處理器頂部沉積，嚴重影響PSA裝置壓降。四川石化2.0Mt·a-1連續(xù)重整裝置發(fā)現PSA壓降有上升趨勢后，及時更換了氫氣脫氯劑和PSA預處理劑，系統(tǒng)壓降有效降低，保證了裝置安全穩(wěn)定運行。在今后裝置運行過程中，應通過各種手段降低重整產氫中的HCl含量，加氫裂化低分氣中的NH3含量也是不可忽視的一個方面。