降低分餾塔頂循環(huán)系統(tǒng)壓降的措施

范思廷

（中國石油廣西石化公司，廣西 欽州 535008）

某公司350萬t·a-1重油催化裂化裝置中，反應器至氣壓機的流程大致如下：由沉降器來的反應油氣經(jīng)分餾塔分離后，塔頂油氣與吸收穩(wěn)定來的洗滌水混合后，經(jīng)過分餾塔頂?shù)挠蜌飧墒娇绽淦骷胺逐s塔頂?shù)挠蜌饫淠鋮s器，冷卻至40℃，進入分餾塔頂?shù)挠蜌夥蛛x器進行氣、液相分離，富氣經(jīng)氣壓機加壓后，送至吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。工藝流程圖如圖1所示。

圖1 催化裂化裝置反應器至氣壓機流程壓降示意圖

1 分餾塔頂空冷結鹽的現(xiàn)象及原因分析

1.1 分餾塔頂空冷的結鹽現(xiàn)象

分餾塔頂?shù)目绽涔?0臺，塔頂?shù)挠蜌夤芫€分60路進入空冷。現(xiàn)場測量各空冷的入口溫度（圖2），發(fā)現(xiàn)溫度偏差較大，判斷是空冷結鹽導致了偏流?？绽涔苁鴥缺砻娴柠}層越厚，空冷的傳熱效果越差，從而導致壓降增加，氣壓機的耗汽量增加。各路空冷入口的注水線均配置有直徑為2mm的限流孔板，因此孔板處最易發(fā)生堵塞。

圖2 各空冷的入口溫度

1.2 原因分析

1.2.1 結鹽機理

催化原料中的有機氮化物、有機氯和無機氯等，會在提升管反應器中發(fā)生反應，生成NH3和HCl，NH3又會與HCl反應生成NH4Cl。具體反應如下：

催化裂化反應生成的反應油氣，將NH3和HCl從提升管反應器攜帶進入分餾塔。NH4Cl被加熱到100℃，開始大量揮發(fā)，NH4Cl則在337.8℃時才完全分解，只要低于337.8℃就有NH4Cl生成。在分餾塔內，NH3、HCl及混有少量蒸汽的油氣，在上升過程中溫度逐漸降低。當溫度低于此環(huán)境下水蒸氣的露點溫度時，就會有冷凝水產(chǎn)生，這時NH3和HCl溶于水，形成NH4Cl溶液[1-3]。

1.2.2 結鹽原因

催化裝置分餾塔頂?shù)臏囟仁冀K控制在108℃以上，高于水蒸氣的露點溫度，結鹽一般發(fā)生在分餾塔頂?shù)目绽洳课?。本裝置的空冷入口管線嚴格按照UOP的設計指標，連續(xù)在線注水，注水量為進料量的6%～7%（體積分數(shù)）。在原料的氮含量符合設計值（質量分數(shù)0.13%）要求的情況下，塔頂空冷的結鹽問題能夠較好地解決。然而，隨著催化原料的氮含量升高（波峰時達0.16%），空冷管束內表面的結鹽速度加快了。

2 分餾塔空冷結鹽對裝置的影響

2.1 分餾塔頂空冷結鹽前后操作參數(shù)的變化

在相同的工況下，分餾塔頂?shù)目绽湓诎l(fā)生結鹽前后，操作參數(shù)的變化如下：

1）結鹽前，分餾塔頂?shù)目绽鋬H需啟動20臺，結鹽后空冷全開，冷后溫度仍難以控制；

2）空冷結鹽前后，氣壓機的入口壓力分別為0.032MPa和0.024MPa，氣壓機的入口壓力差為8kPa；

3）空冷結鹽前后，氣壓機入口的富氣量分別為76920Nm3·h-1和86802Nm3·h-1，入口的富氣量相差1000Nm3·h-1；

4）空冷結鹽前后，空冷壓降分別為0.058MPa和0.073MPa，空冷壓降增加了15kPa；

5）空冷結鹽前后，氣壓機組的蒸汽用量分別為133.66t·h-1和146.24t·h-1，蒸汽消耗量增加了12.58t·h-1。

表1 分餾塔頂空冷發(fā)生結鹽前后操作參數(shù)的對比

2.2 對裝置運行的影響

1）催化分餾塔頂?shù)目绽浼八錇闈M負荷運行，進入夏季后，環(huán)境溫度持續(xù)升高，塔頂油氣分離器的溫度難以控制，氣壓機入口的富氣量嚴重超負荷，汽輪機入口的蒸汽調節(jié)閥開度高達75%，汽輪機已無調節(jié)余地，反應壓力不能正常調節(jié)，兩器的差壓發(fā)生波動，甚至導致催化切斷進料，嚴重影響了裝置的安全平穩(wěn)運行。

2）汽輪機的蒸汽消耗量大幅增加，提高了裝置能耗。

3 分餾塔頂空冷的沖洗處置方案及效果

3.1 空冷連續(xù)在線注水流程

催化裂化裝置分餾塔頂?shù)目绽涔灿?0臺，每臺空冷前都設計有注水點，并安裝了限流孔板。分餾塔頂?shù)目绽湓谡＿\行時，通過限流孔板控制注水量，以確保注水能均勻分布?？绽浒l(fā)生結鹽時，可以采用單臺空冷在線沖洗的方法，溶解空冷管束內表面的結鹽，以降低空冷壓降，提高空冷的冷卻效果。

3.2 單臺空冷在線沖洗過程

1）現(xiàn)場用測溫槍測量所有空冷的出入口溫度，根據(jù)出入口溫差，判斷空冷的冷卻效果；

2）空冷沖洗前，要根據(jù)富氣量及汽輪機蒸汽入口調節(jié)閥的開度，適當降低催化處理量及反應溫度，以確保氣壓機組有一定的調節(jié)余地；

3）根據(jù)空冷的冷卻效果，先將冷卻效果最差的空冷切除系統(tǒng)，逐臺進行沖洗。關閉空冷入口閥2、閥3及出口閥4，緩慢打開空冷注水點的副線手閥，提高單臺空冷的注水量，對單臺空冷其中的一路管束進行沖洗，沖洗時間為1h；

4）沖洗完成后，打開空冷出口閥5，關閉閥4，對另外一路進行沖洗，沖洗時間為1h。沖洗示意圖見圖3。

圖3 空冷沖洗示意圖

5）空冷沖洗完成后，立即投用空冷。

6）重復沖洗步驟3～5，對所有空冷進行沖洗。

3.3 空冷在線沖洗的注意事項

1）空冷沖洗期間，若富氣量過高，要適當降低催化處理量、反應溫度及富氣量，以確保氣壓機有一定的調節(jié)余地，避免反應壓力波動。當反應壓力及分餾塔頂?shù)膲毫Τ霈F(xiàn)較大波動時，要立即停止操作，以避免催化放火炬。

2）沖洗空冷時，應緩慢打開注水點孔板的副線手閥，避免因注水量過大而導致酸性水泵電機超負荷運行。若發(fā)生酸性水泵超電流報警，要立即啟動雙泵運行。

3.4 空冷的沖洗效果

分析對比了分餾塔頂?shù)目绽湓跊_洗前后操作參數(shù)的變化。油氣分離器壓力從0.031MPa升高至0.045MPa，空冷壓降從0.073MPa降至0.058MPa，氣壓機的蒸汽用量從146.24t·h-1降至138.23t·h-1，汽輪機入口的蒸汽調節(jié)閥開度降至正常范圍，反應壓力能夠正常調節(jié)。從化驗分析結果可以看出，空冷沖洗后，分餾塔的油氣分離器洗后酸性水的氨氮含量，從900 mg·L-1升高至1200mg·L-1。

從操作參數(shù)的變化及化驗分析數(shù)據(jù)可知，采用單臺空冷在線沖洗的方法，可以有效解決分餾塔頂空冷結鹽后壓降增大的問題。分餾塔頂?shù)目绽湓跊_洗前后的壓降及氣壓機的用汽量變化情況見圖4，分餾塔的油氣分離器洗后酸性水的氨氮含量變化見圖5。

圖4 空冷沖洗前后壓差及蒸汽用量的變化

圖5 油氣分離器酸性水氨氮含量變化

4 結論

1）針對分餾塔頂空冷結鹽的情況，采取在線單臺空冷沖洗的處理方法，解決了制約裝置滿負荷運行的瓶頸問題，同時降低了氣壓機的蒸汽消耗和裝置能耗。

2）要重點關注原料氮含量的變化情況。當原料的氮含量高于0.15%（質量分數(shù)）時，分餾塔頂空冷會出現(xiàn)結鹽加快的情況。

3）在對分餾塔頂?shù)目绽溥M行在線連續(xù)注水時，要嚴格按照UOP的設計指標，注水量為原料的6%～7%（體積分數(shù)）。若注水管的限流孔板發(fā)生堵塞，會導致空冷結鹽加快。

4）利用流程模擬軟件模擬各參數(shù)對富氣量的影響，發(fā)現(xiàn)塔頂?shù)挠蜌夥蛛x器的壓力對富氣量的影響最大，因此要重點關注空冷的壓降。若壓降升高過快，說明分餾塔頂?shù)目绽浒l(fā)生了結鹽，此時可采取在線單臺空冷沖洗的方法進行處理。