鄧 昇，高志榮

(國(guó)能榆林化工有限公司，陜西省榆林市，719300)

我國(guó)“富煤、貧油、少氣”的資源稟賦決定了現(xiàn)代煤化工產(chǎn)業(yè)對(duì)保障國(guó)家能源安全具有非常重要的戰(zhàn)略意義?，F(xiàn)代煤化工應(yīng)在生產(chǎn)過(guò)程中秉持清潔轉(zhuǎn)化、高效利用、可持續(xù)發(fā)展的目標(biāo)，推動(dòng)高碳能源綠色轉(zhuǎn)型發(fā)展[1]。在“雙碳”背景下，煤炭行業(yè)必須樹(shù)立危機(jī)意識(shí)，依靠創(chuàng)新驅(qū)動(dòng)，密切關(guān)注其他能源的發(fā)展，重視發(fā)展戰(zhàn)略研究，在國(guó)家新發(fā)展格局中實(shí)現(xiàn)煤炭行業(yè)的綠色發(fā)展和高質(zhì)量發(fā)展[2]。

為進(jìn)一步降低甲醇制烯烴(MTO)的生產(chǎn)成本、增加聚合級(jí)烯烴產(chǎn)品產(chǎn)量、提高企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益，對(duì)混合碳四回?zé)捈夹g(shù)進(jìn)行了有益探索。

1 混合碳四回?zé)捈夹g(shù)改造背景

1.1 技術(shù)改造背景

高收率烯烴催化裂解技術(shù)由中國(guó)石化上海石油化工研究院與中國(guó)石化工程建設(shè)有限公司合作開(kāi)發(fā)，是一種生產(chǎn)乙烯、丙烯等高價(jià)值化學(xué)品的新工藝。該工藝可將石油煉制、煤化工等過(guò)程中副產(chǎn)的低價(jià)值烯烴高效轉(zhuǎn)化，從而大幅增加乙烯、丙烯等化學(xué)品產(chǎn)量，同時(shí)可顯著降低能耗和碳排放。通過(guò)對(duì)催化劑酸量、晶粒大小的控制以及對(duì)分子篩孔道的修飾，來(lái)增加乙烯和丙烯的選擇性[3]。王定博[4]等研究發(fā)現(xiàn)在混合碳四裂解中，丁烯與乙烯通過(guò)歧化反應(yīng)制丙烯，碳四烯烴的裂解活性與催化劑的比表面積和強(qiáng)酸量有關(guān)，隨著催化劑的比表面積和強(qiáng)酸量減小，催化劑裂解混合碳四烯烴的活性也降低，丙烯的收率也逐漸降低。張飛等[5]研究發(fā)現(xiàn)，甲醇或二甲醚與混合碳四烯烴進(jìn)行共裂解時(shí)，混合碳四烯烴在這些活性中心上與甲醇或二甲醚發(fā)生競(jìng)爭(zhēng)吸附，抑制了甲醇或二甲醚在這些活性中心上的反應(yīng)，使反應(yīng)誘導(dǎo)期明顯縮短，增加了烯烴的收率。在工業(yè)化MTO過(guò)程中，將混合碳四/碳五氣化后輸送至催化劑再生輸送管，碳四/碳五在含碳量低、酸性較強(qiáng)的催化劑作用下裂解成低碳烯烴(乙烯、丙烯)，同時(shí)在催化劑表面生成部分焦炭(預(yù)積碳)。催化劑的強(qiáng)酸性中心被焦炭(預(yù)積碳)占據(jù)，使進(jìn)入反應(yīng)器的催化劑含量升高，有利于甲醇反應(yīng)生成乙烯和丙烯。

為了進(jìn)一步降低MTO單元甲醇單耗，提高生產(chǎn)效益，促進(jìn)煤化工產(chǎn)業(yè)高端化、多元化、 低碳化發(fā)展，為盡快推進(jìn)預(yù)積炭技術(shù)應(yīng)用，烯烴分離裝置利用原有的碳四氣化系統(tǒng)進(jìn)行了碳四回?zé)捀脑?，?shí)現(xiàn)了碳四預(yù)積碳回?zé)挕?/p>

1.2 混合碳四回?zé)捪嚓P(guān)工藝流程介紹

烯烴分離的生產(chǎn)工藝主要由產(chǎn)品氣壓縮、酸性氣體脫除、產(chǎn)品氣干燥、脫丙烷、脫甲烷、脫乙烷、乙炔加氫、乙烯精餾、丙烯精餾、脫丁烷、丙烯制冷和公用工程系統(tǒng)等組成。其工藝流程如圖1所示。

圖1 烯烴分離工藝流程

(1)產(chǎn)品氣壓縮。來(lái)自MTO裝置的產(chǎn)品氣和來(lái)自下游聚丙烯(PP)裝置的返回氣和聚乙烯(PE)裝置的返回氣進(jìn)入烯烴分離裝置的壓縮單元。產(chǎn)品氣壓縮一般采用段間冷卻的方式來(lái)模擬等溫壓縮的過(guò)程以降低能耗，即壓縮后的原料氣冷卻至常溫后將會(huì)析出一部分游離水與液烴，分離出游離水與液烴后的氣體再進(jìn)一步進(jìn)行壓縮、冷凝與脫液，從而減少脫水與制冷系統(tǒng)的負(fù)荷[3]。

(2)酸性氣體脫除。在壓縮機(jī)三段和四段之間設(shè)立水洗塔和堿洗塔，產(chǎn)品氣通過(guò)水洗塔和堿洗塔來(lái)脫除氧化物及酸性氣體。產(chǎn)品氣首先進(jìn)入水洗塔下部，中壓蒸汽凝液這里被用于吸收產(chǎn)品氣中的甲醇、二甲醚(DME)和氧化物等雜質(zhì)。從水洗塔出來(lái)的產(chǎn)品氣經(jīng)預(yù)熱后進(jìn)入堿洗塔，從水洗塔塔底出來(lái)的廢水則返回MTO裝置。經(jīng)水洗后的產(chǎn)品氣在堿洗塔脫除其中所含的酸性氣體。堿洗塔設(shè)有三段堿液循環(huán)和一段水循環(huán)。來(lái)自堿洗塔的廢堿液經(jīng)廢堿液汽提塔脫氣后送至廢堿罐。經(jīng)堿洗塔脫除酸氣后的產(chǎn)品氣被送至產(chǎn)品氣干燥器進(jìn)行干燥處理。

(3)產(chǎn)品氣的干燥和干燥器再生系統(tǒng)。經(jīng)壓縮和脫除酸性氣體后的產(chǎn)品氣需干燥處理。產(chǎn)品氣干燥器采用雙床分子篩脫水。干燥后的氣體產(chǎn)物經(jīng)過(guò)濾后進(jìn)入脫丙烷塔。干燥器再生系統(tǒng)由再生氣進(jìn)/出料換熱器、再生氣加熱器，再生氣冷卻器和再生分液罐組成。

(4)脫丙烷塔和產(chǎn)品氣急冷。干燥后的產(chǎn)品氣被送至脫丙烷塔，塔頂?shù)臍庀啾凰腿雺嚎s機(jī)進(jìn)行壓縮。壓縮后的產(chǎn)品氣通過(guò)脫丙烷塔頂冷凝器三級(jí)冷凝送至脫丙烷塔回流罐進(jìn)行分離，分離得到的大部分液相循環(huán)回流至脫丙烷塔頂，而夾帶少量液體的氣相依次經(jīng)乙烯塔1號(hào)再沸器和脫甲烷塔進(jìn)料急冷器進(jìn)一步急冷后，送至脫甲烷塔。脫丙烷塔塔底物料包含混合碳四和混合碳四以上產(chǎn)品，送至脫丁烷塔進(jìn)行分離。

(5)脫甲烷塔。來(lái)自脫丙烷塔回流罐夾帶少量液體的氣相物料經(jīng)進(jìn)一步急冷后進(jìn)入脫甲烷塔。脫甲烷塔塔底產(chǎn)物主要包含碳二和碳三。塔底產(chǎn)物分成兩股，一股作為脫乙烷塔上部進(jìn)料送至脫乙烷塔。另一股用于冷卻產(chǎn)品氣壓縮機(jī)四段出料，加熱后的物料送入脫乙烷塔下部。脫甲烷塔頂產(chǎn)品主要是甲烷，經(jīng)尾氣加熱器加熱后送往界外燃料氣管網(wǎng)。

(6)脫乙烷塔和乙烯精餾塔。脫乙烷塔塔頂物料送往乙烯保護(hù)床，乙烯產(chǎn)品保護(hù)床釆用單床精制劑脫除痕量氧化物和水。乙烯精餾塔設(shè)有3臺(tái)再沸器、2臺(tái)塔釜再沸器和1臺(tái)中間再沸器，側(cè)線出料為液相聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品。其中不合格乙烯根據(jù)需要返回到脫丙烷塔或水/堿洗塔進(jìn)行再處理。合格乙烯經(jīng)過(guò)加熱后作為氣相乙烯產(chǎn)品送往聚乙烯裝置。乙烯精餾塔塔釜乙烷與脫甲烷塔塔頂?shù)募淄榻?jīng)加熱后作為燃料氣送往界外燃料氣管網(wǎng)。

(7)丙烯精餾塔。丙烯精餾塔系統(tǒng)由雙塔組成，在丙烯精餾塔中丙烯與丙烷被分離開(kāi)來(lái)。塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻水冷卻，通過(guò)丙烯產(chǎn)品保護(hù)床后作為聚合級(jí)丙烯產(chǎn)品送至儲(chǔ)運(yùn)罐區(qū)。丙烯精餾塔塔釜的丙烷分3股物料，一股物料作為丙烷洗送至脫甲烷塔，另一股與來(lái)自乙烯精餾塔底的乙烷和脫甲烷塔塔頂甲烷經(jīng)加熱后作為燃料氣送至界外燃料氣管網(wǎng)，第三股物料作為丙烷產(chǎn)品輸送至儲(chǔ)運(yùn)罐區(qū)。

(8)脫丁烷塔。來(lái)自脫丙烷塔塔釜混合碳四及混合碳四以上的物料被送至脫丁烷塔進(jìn)行分離。脫丁烷塔塔頂產(chǎn)品為混合碳四，塔底為煤基混合戊烯產(chǎn)品，分別送至儲(chǔ)運(yùn)罐區(qū)相應(yīng)的儲(chǔ)罐。

(9)丙烯制冷。丙烯制冷單元是一個(gè)封閉的，由蒸汽透平驅(qū)動(dòng)的三段制冷壓縮機(jī)，系統(tǒng)提供丙烯冷劑。壓縮機(jī)出來(lái)的氣相物料由冷卻水冷卻。

2 混合碳四回?zé)捲?/h2>

結(jié)合王洪濤等[6]研究結(jié)果可知，催化劑回?zé)掝A(yù)積碳技術(shù)是混合碳四烯烴在裂解反應(yīng)過(guò)程中形成的SAPO-34催化劑在MTO反應(yīng)中可以繼續(xù)應(yīng)用, 將碳四以上原料氣化后輸送至MTO反應(yīng)器催化劑再生輸送管內(nèi)，再生催化劑與碳四接觸然后在催化劑表面進(jìn)行催化裂解反應(yīng)，將提高M(jìn)TO反應(yīng)收率。 混合碳四回?zé)捔鞒倘鐖D2所示。

圖2 混合碳四回?zé)捔鞒?/p>

該技術(shù)的特點(diǎn)是：MTO再生催化劑高溫下經(jīng)過(guò)預(yù)積碳溫度降低，然后在再生輸送管輸送回MTO反應(yīng)器，溫度降低后的催化劑將減少甲醇在高溫催化劑上的積碳，此外，由于碳四裂解在再生催化劑上進(jìn)行了預(yù)積碳，催化劑的初始反應(yīng)選擇性得到提高，甲醇在MTO反應(yīng)時(shí)在催化劑上的結(jié)焦進(jìn)一步減少，MTO反應(yīng)的烯烴收率進(jìn)一步提高。該技術(shù)可以將烯烴分離單元的副產(chǎn)品碳四、碳五裂解為經(jīng)濟(jì)價(jià)值較高的乙烯、丙烯產(chǎn)品，有助于提高公司效益。

3 碳四回?zé)捄髮?duì)產(chǎn)品組分的影響

混合碳四組分在正常的采出組分中主要包括碳四組分及部分氧化物組分，當(dāng)進(jìn)行碳四回?zé)捯院螅@部分氧化物組分會(huì)返回至烯烴分離單元脫丁烷塔塔頂，進(jìn)而再次進(jìn)入到碳四組分中。正?；旌咸妓幕?zé)捔繛?.5 t/h，但轉(zhuǎn)化率只有33%，回?zé)捄笪锪想S著產(chǎn)品氣再次返回烯烴分離單元進(jìn)行分離。在1.5 t反應(yīng)掉的組分中部分轉(zhuǎn)化為碳三組分，這對(duì)于產(chǎn)品氣來(lái)說(shuō)，也是一種重組分。所以，混合碳四回?zé)捄螅傻慕M分和未反應(yīng)的組分絕大多數(shù)是重組分。只有知道產(chǎn)品氣組分的變化，才能進(jìn)一步探究下游工段會(huì)產(chǎn)生的變化，以及需要進(jìn)行的調(diào)整。

回?zé)捥妓那昂筇妓漠a(chǎn)品分析數(shù)據(jù)如表1所示。

表1 甲醇制烯烴裝置副產(chǎn)物碳四組分表 %

在不調(diào)整工藝參數(shù)的情況下通過(guò)對(duì)比經(jīng)碳四回?zé)捛昂竺摱⊥樗斕妓漠a(chǎn)品的全組分分析，可以看到碳四回?zé)捄筇妓暮吭龆?，碳三及以下組分略微增加，二甲醚含量減少，丙酮含量增加。

碳四回?zé)捄?，碳四產(chǎn)品中丁烯類物質(zhì)裂解為乙烯、丙烯，但是醛、酮類氧化物并未轉(zhuǎn)化，造成碳四中氧化物在系統(tǒng)中循環(huán)量增加，碳四及丙烷產(chǎn)品中氧化物較回?zé)捛昂可撸妓募氨楫a(chǎn)品有效物質(zhì)含量降低。因碳四、碳五組分不同、回?zé)捔坎煌?，故?duì)MTO反應(yīng)影響不同，碳四回?zé)捄蟊橹卸酌押扛哂谔嘉寤責(zé)捄蟊橹卸酌押俊?/p>

碳四、碳五回?zé)捛昂蟊楫a(chǎn)品分析數(shù)據(jù)如表2所示。

表2 甲醇制烯烴裝置副產(chǎn)物丙烷組分表

4 碳四回?zé)捄笙N分離單元操作與調(diào)整

4.1 壓縮機(jī)機(jī)組調(diào)整

進(jìn)行碳四回?zé)捄?，產(chǎn)品氣組分整體偏重，在重組分增多的情況下，產(chǎn)品氣壓縮機(jī)缸體葉輪在高溫、高壓情況下，重組分容易聚合造成葉輪結(jié)垢，結(jié)垢后壓縮機(jī)效率下降、能耗增加，而機(jī)組振動(dòng)、位移增加易造成機(jī)組損傷。

(1)為降低壓縮機(jī)葉輪結(jié)垢風(fēng)險(xiǎn)，裝置將MTO單元水洗塔頂部溫度控制在42～45 ℃之間，保證進(jìn)入產(chǎn)品氣壓縮機(jī)一段溫度較低，部分重組分及水分在一段吸入罐內(nèi)冷凝。同時(shí)通過(guò)調(diào)整壓縮機(jī)段間換熱器循環(huán)水流量，保證產(chǎn)品氣壓縮機(jī)二段、三段吸入溫度不大于34 ℃，排出溫度控制在75 ℃±1 ℃，減小壓縮機(jī)葉輪結(jié)垢現(xiàn)象。

(2)產(chǎn)品氣組分變重后，隨著產(chǎn)品氣壓力逐漸升高，重組分在壓縮機(jī)各段間冷凝量增多，尤其是壓縮機(jī)三段出口處，為減少重組分在壓縮機(jī)前三段循環(huán)量，對(duì)壓縮機(jī)吸入溫度、排出溫度通過(guò)調(diào)整段間換熱器循環(huán)水量進(jìn)行調(diào)整，排出溫度控制在75 ℃±1 ℃。

(3)通過(guò)分析發(fā)現(xiàn)，碳四回?zé)捄?，上游裝置MTO單元氧化物洗滌塔水洗塔上部壓差不斷上漲，造成了MTO反應(yīng)壓力的劇烈波動(dòng)，波動(dòng)情況下，壓縮機(jī)組需要不斷調(diào)整壓縮機(jī)組轉(zhuǎn)速及返回線來(lái)保證反應(yīng)壓力穩(wěn)定，不利于裝置長(zhǎng)周期生產(chǎn)和穩(wěn)定運(yùn)行。

4.2 水洗塔和堿洗塔調(diào)整

碳四回?zé)捄螽a(chǎn)品氣組分中二甲醚含量有所減少，丙酮含量有所增加，碳四以上組分有所增加，產(chǎn)品氣組分中氧化物及重組分進(jìn)一步增加。這就需要及時(shí)調(diào)整水洗塔和堿洗塔的參數(shù)，優(yōu)化塔的運(yùn)行，減少黃油的生成。

(1)回?zé)捄筇妓慕M分中氧化物在系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)量增加，水洗塔負(fù)荷加大，這就需要提高水洗塔洗滌水量，最大可達(dá)25 t/h，以盡可能多地洗滌產(chǎn)品氣中的氧化物。

(2)控制進(jìn)入堿洗塔溫度，為保證堿洗塔中重?zé)N類較少量的在堿洗塔中冷凝，調(diào)整堿洗塔控制溫度至48～50 ℃，調(diào)整塔壓為0.78～0.80 MPa，以減小重?zé)N冷凝后在塔中聚合的風(fēng)險(xiǎn)。

(3)黃油生成機(jī)理主要是由醛類、酮類在堿性環(huán)境下縮合而成，為降低黃油生成量，需調(diào)整堿洗塔中堿濃度，中堿段堿濃度控制在1.6%～1.8%，弱堿段堿濃度控制在0.6%～0.8%。各段循環(huán)量保持在20 t/h左右；需增加堿洗塔補(bǔ)水量，由1 200 t/h增至1 300 t/h，最大限度地將塔中黃油沖洗到塔釜，并送至廢堿焚燒裝置；氧化物循環(huán)量加大后，堿洗過(guò)程中副反應(yīng)量增加，黃油生成量大，需要加大堿洗塔黃油抑制劑的注入量，以防止堿洗塔堵塞。

4.3 氣相干燥器進(jìn)料溫度調(diào)整

碳四回?zé)捄笾亟M分增加，為保證其不在堿洗塔中冷凝，將堿洗塔控制溫度調(diào)整至48～50 ℃；同時(shí)，增加堿洗塔補(bǔ)水量導(dǎo)致產(chǎn)品氣中水含量增加，需要降低進(jìn)入干燥器的溫度來(lái)降低產(chǎn)品氣中的水含量，防止干燥器負(fù)荷過(guò)大造成水穿透干燥床，從而引發(fā)后續(xù)系統(tǒng)的凍堵。

(1)控制脫水系統(tǒng)進(jìn)料緩沖罐溫度在13.6～14.0 ℃，既保證了產(chǎn)品氣中水分在干燥器分液罐中進(jìn)行最大限度的冷凝，又可使產(chǎn)品氣在干燥器分液罐中冷凝下來(lái)的重組分較少。既做到了防止因產(chǎn)品氣中水分較多造成水穿透干燥器，也可以防止出現(xiàn)過(guò)多的重組分從脫水系統(tǒng)進(jìn)料緩沖罐進(jìn)入精制汽提塔，又從精制汽提塔塔頂返回產(chǎn)品氣壓縮機(jī)系統(tǒng)并在壓縮機(jī)二段、水堿洗塔、精制汽提塔之間循環(huán)運(yùn)轉(zhuǎn)，造成能耗的增加。經(jīng)過(guò)觀察，產(chǎn)品氣干燥器入口露點(diǎn)在-45～-55 ℃時(shí)滿足生產(chǎn)條件。

(2)在提高產(chǎn)品氣干燥器進(jìn)料溫度以后，要關(guān)注干燥器進(jìn)料中水分含量的變化，防止水分含量過(guò)高造成干燥器穿透事故，以及水分進(jìn)入低溫塔后產(chǎn)生凍堵現(xiàn)象。此外，干燥器來(lái)料中水分過(guò)高還會(huì)造成分子篩粉末化，導(dǎo)致干燥器壓差增大。所以，在調(diào)整來(lái)料溫度后，要密切關(guān)注干燥器出口水分含量及干燥器壓差變化，防止來(lái)料中水分含量過(guò)高，造成干燥床分子篩粉末化，超出干燥器的處理能力。

4.4 精制汽提塔調(diào)整

碳四回?zé)捄笾亟M分增加，在堿洗塔頂冷凝器中冷凝下來(lái)的重組分也會(huì)進(jìn)一步提高，造成精制汽提塔的進(jìn)料量增加，如以原有條件操作會(huì)造成精制汽提塔塔釜液位高，分離效果較差，塔釜物料無(wú)法送至脫丁烷塔。

(1)堿洗塔頂冷凝器中冷凝下來(lái)的重組分增多，可適當(dāng)降低精制汽提塔進(jìn)料溫度至35.5 ℃左右，保證干燥器進(jìn)料分離罐液位在可控制范圍內(nèi)運(yùn)行。

(2)提高精制汽提塔塔釜操作溫度至20～22 ℃，保證塔中上升蒸汽量足夠，塔釜液位處于工藝指標(biāo)范圍內(nèi)。

(3)較高的塔釜操作溫度會(huì)造成上升蒸汽量較多，較多的上升蒸汽也會(huì)導(dǎo)致重組分在壓縮機(jī)二段、水堿洗塔、精制汽提塔之間循環(huán)運(yùn)轉(zhuǎn)，造成能耗增加。根據(jù)回?zé)捄髮?shí)際經(jīng)驗(yàn)，控制精制汽提塔塔釜操作溫度為20～22 ℃。目前只要控制碳四產(chǎn)品中的碳三質(zhì)量濃度≤0.8 %時(shí)，就可緩慢降低精制汽提塔塔釜溫度，使大量的碳四以及碳四以上的物料直接進(jìn)入脫丁烷塔，這樣既可以保證碳四產(chǎn)品中碳三組分不超標(biāo)，也能減少產(chǎn)品氣壓縮機(jī)機(jī)組系統(tǒng)的循環(huán)量。

4.5 脫丙烷塔調(diào)整

碳四回?zé)捄笾亟M分增加，脫丙烷塔塔提餾段負(fù)荷增加，按原有工藝參數(shù)操作會(huì)造成重組分上升至精餾段，帶入后續(xù)精餾系統(tǒng)，造成產(chǎn)品不合格。

(1)在現(xiàn)有基礎(chǔ)上適當(dāng)降低脫丙烷塔靈敏板操作溫度至42～46 ℃，適當(dāng)增加回流閥開(kāi)度約5%，控制回流在60 t/h左右防止混合碳四、碳五等重組分進(jìn)入塔頂氣相中，帶入后續(xù)精餾系統(tǒng)造成丙烷產(chǎn)品不合格。

(2)嚴(yán)格監(jiān)測(cè)脫丙烷塔塔壓，保證塔頂壓力在0.68～0.72 MPa范圍內(nèi)，保證重組分不上升。

4.6 脫丁烷塔調(diào)整

碳四回?zé)捄螅摱⊥樗M(jìn)料量相應(yīng)增加，脫丁烷塔精餾段負(fù)荷增加，且精制汽提塔來(lái)料中碳三含量增加按原有工藝參數(shù)操作會(huì)造成碳四組分至提餾段，造成碳五產(chǎn)品中碳四含量上升。

(1)調(diào)整脫丁烷塔靈敏板操作溫度73～76 ℃，防止碳四組分進(jìn)入碳五產(chǎn)品中，造成碳五產(chǎn)品不合格。

(2)控制脫丁烷塔塔壓，控制塔頂壓力在0.32～0.37 MPa范圍內(nèi)，防止精餾段負(fù)荷高造成塔壓高。

4.7 換熱系統(tǒng)調(diào)整

在碳四回?zé)捈夹g(shù)升級(jí)改造以后，由于碳四組分轉(zhuǎn)換不完全(接近30%轉(zhuǎn)換率)，碳四物料中醛類、醚類、酮類等氧化物在MTO及烯烴分離裝置系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)量增加，造成烯烴分離裝置急冷水及水洗水系統(tǒng)中油含量增加，在換熱器系統(tǒng)中高溫條件下氧化物出現(xiàn)聚合，聚合物在換熱器管束外壁結(jié)垢，降低了換熱器傳熱系數(shù)，換熱器加熱能力下降，運(yùn)行時(shí)間縮短，此外造成換熱器清洗頻次增加。碳四回?zé)捄螅谏嫌窝b置同等進(jìn)料負(fù)荷條件下，上游裝置水洗塔壓差增加，回?zé)掗_(kāi)始水洗塔壓差為35 kPa，運(yùn)行1個(gè)月后，水洗塔壓差上漲至最高58 kPa，同時(shí)反應(yīng)器壓力出現(xiàn)了劇烈波動(dòng)，為了穩(wěn)定反應(yīng)壓力，烯烴分離裝置產(chǎn)品氣壓縮機(jī)不得不進(jìn)行被動(dòng)調(diào)整，造成壓縮機(jī)入口壓力、流量、轉(zhuǎn)速的上下波動(dòng)，對(duì)裝置穩(wěn)定運(yùn)行不利，裝置需要根據(jù)系統(tǒng)運(yùn)行情況進(jìn)一步分析總結(jié)優(yōu)化，降低對(duì)上下游換熱系統(tǒng)的擾動(dòng)。

5 碳四回?zé)拑?yōu)化調(diào)整后成果及效益總結(jié)

(1)通過(guò)調(diào)整MTO單元碳四回?zé)捔磕軌虮ＷC在4.5 t/h左右，且上下游系統(tǒng)運(yùn)行穩(wěn)定。

(2)通過(guò)調(diào)整精制汽提塔進(jìn)料溫度及靈敏板溫度，能夠保證脫丁烷塔碳四采出產(chǎn)品中碳三含量≤0.8%；同時(shí)減少了碳四、碳五重組分過(guò)多地在產(chǎn)品氣壓縮機(jī)內(nèi)循環(huán)，降低了產(chǎn)品氣壓縮機(jī)能耗，提高了機(jī)組效率。此外機(jī)組循環(huán)量的降低，產(chǎn)品氣中氧化物組分循環(huán)量下降，也可以進(jìn)一步降低水洗堿洗塔的負(fù)荷。

(3)碳四回?zé)捄螅此M(jìn)料量增加，塔內(nèi)氣體流速增加，通過(guò)調(diào)整水洗塔向堿洗塔帶水量在可控范圍內(nèi)，廢堿液外送至廢堿焚燒裝置流量基本穩(wěn)定在1.5 t/h左右，干燥器進(jìn)料分離罐液位在可控制范圍內(nèi)運(yùn)行。

(4)MTO裝置原設(shè)計(jì)100%負(fù)荷為225 t/h甲醇進(jìn)料，在碳四回?zé)捛跋N甲醇單耗為2.95 t/t，單位時(shí)間生產(chǎn)烯烴76.27 t/h，即1 830 t/d。進(jìn)行碳四回?zé)拑?yōu)化調(diào)整后，按碳四回?zé)掁D(zhuǎn)化率約為30%計(jì)，回?zé)捥妓?.5 t/h，烯烴甲醇單耗降至2.90 t/t。因?yàn)樘妓幕責(zé)挼念A(yù)積碳技術(shù)又可降低0.02 t/t的烯烴甲醇單耗，相當(dāng)于每天多生產(chǎn)12.6 t 烯烴。最終因碳四回?zé)捈夹g(shù)，多生產(chǎn)烯烴45 t/d，單耗由最初的2.95 t/t降低至2.88 t/t，裝置年運(yùn)行時(shí)間為8 000 h，烯烴產(chǎn)品單價(jià)為7 000元/t，因此可為公司多創(chuàng)造10 500萬(wàn)元/a的收益。

(5)碳四、碳五預(yù)積碳裂解為乙烯、丙烯有助于提高煤制烯烴化工廠經(jīng)濟(jì)效益，降低烯烴甲醇單耗，流程簡(jiǎn)單轉(zhuǎn)化率高，技術(shù)成熟，是目前煤制烯烴裝置低成本高效益的副產(chǎn)品利用路線。碳四回?zé)捈夹g(shù)改造以后，對(duì)于進(jìn)一步降低裝置生產(chǎn)成本，提高公司效益發(fā)揮了很大的作用。同時(shí)，技術(shù)管理人員應(yīng)提前認(rèn)識(shí)到技術(shù)改造后可能對(duì)產(chǎn)品組分造成的影響，進(jìn)而探究對(duì)系統(tǒng)工藝以及設(shè)備可能帶來(lái)的變化以及要采取的措施，從而使得裝置實(shí)現(xiàn)安全、穩(wěn)定、高效運(yùn)行。