重油催化裂化裝置再生煙氣線路技術改造及效果分析

倪 前 銀

（中國石化北京燕山分公司，北京102500）

中國石化北京燕山分公司（簡稱燕山分公司）煉油二廠第三催化裂化裝置（以下簡稱三催化）由中國石化工程建設公司（SEI）設計，加工能力為2.0Mt/a，采用高低并列式兩段再生技術，一段貧氧、二段富氧再生，于1998年6月23日建成投產。裝置采用煙機、主風機分軸式機組，三級旋風分離器（簡稱三旋）前設高溫取熱爐，余熱鍋爐后設EDV濕法脫硫塔。2005年及2007年兩次進行MIP－CGP改造。

重油催化裂化裝置再生煙氣具有以下特點：①流量大、壓力低。燒焦所需的大量主風經燒焦后溫度升高，體積大大膨脹，同時焦炭經燃燒生成的COx，SO2，NOx，H2O等小分子氣體也會導致煙氣體積增加。②可回收能量大。再生煙氣溫度高，一般再生器出口溫度能達到700℃以上，不完全再生裝置煙氣中還含有大量的CO，經補燃后溫度會升至1 000℃左右，這部分能量溫位較高，可以用來發生中壓蒸汽或驅動燃氣輪機發電。再生煙氣能量的充分與優化利用是催化裂化裝置降低能耗的重要方向。③受控排放污染物含量高。再生煙氣中的SO2，NOx，CO及粉塵是煉油廠主要的大氣污染源，這些組分主要來自催化裂化原料油及催化劑。隨著國家環保法規的日趨嚴格及催化裂化原料中S、N含量的上升，催化裂化再生煙氣的環保治理已經成為煉油行業重要的課題［1］。

本文針對燕山分公司三催化上一個運行周期（2010—2013年）中再生煙氣線路存在的問題進行分析，介紹大檢修中針對再生煙氣線路的技術改造及技術革新，對比檢修前后再生煙氣線路的運行效果。

1 重油催化裂化裝置再生煙氣線路簡介

三催化設計煙氣流量為264 000m3/h（濕基，標準狀態），余熱鍋爐出口煙氣設計溫度為180～220℃，設計壓力為3kPa。余熱鍋爐出口煙氣組成的典型數據及與其它催化裂化裝置數據的對比如表1所示［2］。三旋入口粉塵濃度約為300mg/m3（標準狀態），余熱鍋爐出口粉塵平均濃度為140 mg/m3（標準狀態）。

三催化煙氣線路的主要流程示意如圖1所示。第一再生器（簡稱一再）煙氣經雙動滑閥后與第二再生器（簡稱二再）出來的約700℃的煙氣混合，通入一定的補燃風后，其中的CO繼續燃燒，溫度達到1 000℃；經高溫取熱器E701、E702取熱，與除氧水換熱后發生3.5MPa飽和蒸汽，煙氣溫度降至800℃左右；再進入蒸汽過熱器E703過熱飽和蒸汽，蒸汽溫度由250℃升至430℃，煙氣溫度降至750℃左右，進入三旋。為保證煙機的正常運轉，要求三旋分離后煙氣中催化劑粉塵含量低于200mg/m3（標準狀態），一般為100mg/m3（標準狀態）。煙氣驅動煙氣輪機發電后，壓力由0.28 MPa（表壓）降至 0.008MPa（表壓），溫度降至480℃，然后進入余熱鍋爐。三旋出口設兩條煙機旁路線，經42寸、22寸蝶閥控制后由降壓孔板進入余熱鍋爐。煙氣在余熱鍋爐中經過熱段、蒸發段、省煤段換熱后，溫度降至200℃，進入EDV濕法煙氣脫硫塔。

表1 余熱鍋爐出口煙氣組成及與其它催化裂化裝置數據的對比

圖1 重油催化裂化裝置煙氣線路的流程示意

2 運行過程中出現的問題及分析

三催化上一周期的運行時間超過1 100天，在運行末期，發現再生煙氣線路有以下幾個突出問題：高溫取熱器取熱能力下降；高溫取熱器入口膨脹節超溫；高溫取熱后蒸汽過熱器爆管；三旋出口至臨界噴嘴線多次泄漏；余熱鍋爐出口溫度持續高于200℃。檢修期間進入煙道后發現，混合燃燒段襯里大面積損壞；高溫取熱器入口有3處膨脹節腐蝕開裂；高溫取熱后蒸汽過熱器管束多處因碰撞造成硬傷，一條管束爆裂；煙道內多處襯里出現裂縫或脫落。

2.1 蒸汽過熱器爆管

停工檢修前一天，發現蒸汽過熱溫度及過熱蒸汽量明顯下降，二再壓力由0.28MPa（表壓）升至0.30MPa（表壓），中壓蒸汽壓力由3.83MPa降至3.43MPa，蒸汽過熱器出口煙道溫度由691℃降至592℃，現場發現蒸汽過熱器中有一根管束振動明顯，切出后逐漸恢復正常。檢修時發現，8根管束中的一根發生了爆管，其它管束也有不同程度的撞擊硬傷或穿孔現象。進一步檢查發現，管束之間的筋板支撐多數脫落，管束下部呈自由狀態，在煙氣的沖擊下管束來回擺動，與相鄰管束或筋板發生劇烈碰撞，從而導致磨損甚至爆管。

2.2 膨脹節及襯里損壞

三催化運行末期，監測到高溫取熱器入口膨脹節出現明顯的超溫現象，夜晚時整個膨脹節處呈現通紅的過熱狀態，使用紅外測溫槍測得局部溫度超過430℃。檢修時發現，幾處膨脹節嚴重損壞，擋圈變形、鋼板脫落，膨脹節表面襯里脫落，內套筒鋼板幾乎全部銹蝕，內部耐火纖維氈填充物暴露在外。

運行中，混合燃燒段溫度高達1 000℃，由于長期處于高溫環境及被煙氣沖刷，此處襯里損壞較為嚴重。同時，由于煙氣經過此處時垂直進入高溫取熱器，若脫落的襯里被煙氣攜帶，將會強烈撞擊高溫取熱器管束，造成爐管爆裂等惡性事故。此次檢修發現混合燃燒段襯里損壞明顯。

2.3 高溫取熱器取熱能力下降、余熱鍋爐出口溫度偏高

三催化運行末期，高溫取熱器取熱能力明顯下降，E701前后溫差由153.0℃降至41.6℃，E702前后溫差由128.0℃降至27.1℃，高溫取熱爐汽包D701發汽量由60.0t/h降低至39.5t/h，余熱鍋爐發汽量由22.0t/h降至10.0t/h，余熱鍋爐出口溫度維持在200℃以上。余熱鍋爐吹灰系統中，24路吹灰器僅有9路能夠正常工作，吹灰效果較差。檢修時發現，高溫取熱器管束表面結有均勻垢層，余熱鍋爐內管束大量積灰。

3 主要技術改造及效果

3.1 更換高溫取熱器管束

在高溫取熱器運行初期，由于E－701、E－702取熱量不均衡及汽包循環水倍率不足，導致E701多次發生蒸汽爆管事故。在2003年4月裝置檢修期間，對高溫取熱爐進行了技術改造，主要包括：①導汽管改造，優化配管，減少彎頭，從而減少導汽管阻力系數；②高溫取熱爐汽包D－701的標高升高3m，汽包長度由8m加長到9m，從而提高水循環倍率；③對E－701的取熱爐管進行改造，改造前后取熱面積變化如表2所示。

表2 三催化E－701改造前后取熱面積變化情況

高溫取熱爐經改造后，E－701前后溫差大幅降低，取熱負荷分配趨于合理。在本輪運行周期中，僅發生一根管泄露，將此管上水及蒸汽切出后，E－701平穩運行至檢修時。考慮下一周期的正常運行，此次檢修中將E－701管束整體原狀更換。對蒸汽過熱器爆管管束及有明顯漏洞的兩根管束進行更換，對其余有硬傷的管束進行了表面修復。

3.2 高溫取熱爐設置激波吹灰器

三催化高溫取熱爐改造前后及上周期運行末期的典型操作參數如表3所示。從表3可以看出，改造后兩臺取熱爐的負荷分布更為合理，E－701前后溫差由260.4℃降至153.0℃，E－702前后溫差由23.6℃升至128.0℃。但裝置運行末期，由于管束結垢導致傳熱系數下降，E－701、E－702的管束取熱能力明顯下降，取熱爐前后溫降分別降至41.6℃及27.1℃，D701發汽量由60.0t/h降至39.5t/h。檢修期間進入設備內部發現，高溫取熱爐管束表面結有1mm左右的均勻垢層，尤其是迎煙氣面更為明顯。

表3 三催化高溫取熱爐改造前后及上周期運行末期的操作參數

為提高高溫取熱爐的取熱能力，緩解由于結垢導致的傳熱能力的下降，此次檢修中在三催化高溫取熱爐增設4臺吹灰設施，采用空氣激波吹灰器。空氣激波吹灰器利用空氣動力學原理，以裝置的非凈化風為介質，在特殊結構的激波發生器中通過瞬間釋放產生兩倍以上音速的激波，從發射噴口噴射到鍋爐受熱面上，劇烈的壓力脈動對積灰產生一種先壓后拉、沖擊和剪切作用，使受熱面上的灰垢脫落并隨煙氣帶走。

與傳統的燃氣脈沖吹灰系統相比，空氣激波吹灰器有幾個明顯的優點：一是流程簡化，通過自帶的空氣增壓模塊對0.4～0.5MPa的空氣進行增壓，經快速啟閉閥后瞬間釋放，經發射器即可形成激波，無需調節瓦斯、乙炔等燃料氣與空氣的比例，無需經過點火設備；二是效果突出，激波本身是一種波，具有波反射、折射、衍射等特性，能夠繞過障礙物進行傳播除灰，而燃氣脈沖產生的沖擊力僅對沖擊面具有較好的除灰效果，對于較遠的管束幾乎沒有除灰效果，同時，激波吹灰器的每個除灰分路可單獨調節燃氣和空氣的壓力和流量，以選擇合適的除灰激波強度，有效清除光管、釘頭管、翅片管等多種類型的受熱面積灰；三是本質安全，由于波的特性，不會對管束、爐墻造成損壞，而燃氣脈沖利用閃爆原理，爆炸氣由于能量的瞬間釋放具有很強的破壞力，現場能夠感到明顯的噪聲和設備振動。

3.3 增設四旋及臨界噴嘴免維護系統

為保證三旋運行工況正常，三旋底部留有3%～5%的煙氣泄漏量。這部分煙氣隨三旋底部催化劑卸劑口進入催化劑細粉儲罐D121，沉降后從D121頂端經臨界噴嘴排入煙道。由于未經三旋分離，煙氣中含有大量催化劑粉塵，在劇烈沖刷臨界噴嘴的同時造成后路余熱鍋爐及煙氣脫硫系統結垢。三催化在上一周期中多次因臨界噴嘴上游手閥磨損導致煙氣泄漏。為回收這部分煙氣中的催化劑粉塵，同時減少泄漏，此次檢修增設四旋及臨界噴嘴免維護系統。四旋及臨界噴嘴系統采用的材質為0Cr18Ni9＋鈷基合金，同時取消整個線路上的閥門，減少彎頭數量，有效避免了煙氣沖刷泄漏，其主要流程示意見圖2。

3.4 煙機入口管線升級

三催化三旋出口至煙機入口管線尺寸為Φ1 624 mm×12mm，材質為0Cr18Ni9奧氏體鋼，垂直段高40 980m，垂直段底部至煙機入口長21 328mm，原設計壓力0.25MPa，設計溫度700℃，采用熱壁式結構，管線外為厚120mm的復合硅酸鹽保溫層，膨脹節為三波鉸鏈式膨脹節，材質與管線相同。1998年6月投用，前后檢修7次。

圖2 四旋及臨界噴嘴免維護系統流程示意

由于操作波動，生產過程中多次出現三旋出口溫度大于設計值（700℃）的狀況。2011年1月29日，在垂直管道下端膨脹節的下部和管道連接焊縫部位發生開裂，造成裝置非計劃停工，停工后對該管線進行檢測，發現管道的多處焊縫有大小不一的裂紋存在。對有缺陷的部位進行補強處理，但該部位的管線已經嚴重威脅裝置的安全運行。此次檢修中對煙機入口管線進行整體更換，材質升級為1Cr19Ni10，兩處膨脹節均更換升級。

3.5 余熱鍋爐出口增設復合相變換熱器

受余熱鍋爐取熱能力的影響，檢修前余熱鍋爐出口煙氣在180～200℃，一般達不到控制指標180℃。煙氣進脫硫塔之前，需要通過急冷段將溫度降至160℃以下。余熱鍋爐出口煙氣溫度過高，一方面導致裝置能耗上升，另外也增加了煙氣脫硫塔冷卻負荷。通過在余熱鍋爐出口增設復合相變換熱器，將煙氣中的余熱進一步取出，能夠將煙氣溫度降至150℃排放，通過Muller圖計算發現，三催化煙氣中SO2含量在700～800mg/m3（標準狀態）的情況下，露點溫度約為125℃，即煙氣外排溫度仍高于露點腐蝕溫度［3］。將這部分熱量綜合利用，能夠有效降低裝置能耗。

在余熱鍋爐出口煙氣進濕法脫硫塔水平段增設復合相變換熱器，通過兩組并聯換熱器與煙氣換熱。換熱器分為相變段及取熱段兩部分，相變段注入2 400kg除鹽水，與煙氣換熱后蒸發為140℃（絕對壓力約為361.1kPa），然后與氣體分離單元來的換熱水換熱，通過換熱器出口控制閥控制換熱水返回溫度高于95℃。煙氣經復合相變換熱器后溫度降至150℃，進入濕法煙氣脫硫塔脫硫除塵后達標排放。由于相變換熱器受熱面的最低溫度大于140℃，高于煙氣中SO2濃度在700～800mg/m3（標準狀態）時的露點腐蝕溫度，可避免對管壁的腐蝕，其流程示意見圖3。

圖3 復合相變換熱器系統流程示意

使用復合相變換熱器后，節能效果體現在以下幾個方面：

（1）回收熱量Q。

式中：Vg為煙氣流量，Vg＝264 000m3/h（標準狀態）；ρg為煙氣密度，ρg＝1.295kg/m3（標準狀態）；Cp，g為煙氣比熱，Cp，g＝1.13kJ/（kg·℃）；ΔT為復合相變換熱器前、后的空氣溫差；φ為設備保熱系數，取0.98。

（2）節約急冷用消防水5t/h。

（3）煙機發電量減少。煙機出口背壓升高0.5kPa，發電量減少約300kWh/h。

按照250t/h的進料量計算，使用復合相變換熱器后可降低能耗9.421MJ/t。按三催化2.0Mt/a的處理量計算，可節約能量18.84×106MJ/a。

3.6 襯里及膨脹節維護

催化裂化裝置的催化劑輸送量大，催化劑循環線路以流化床為主，系統溫度高（500～700℃），高溫下硬的硅酸鋁催化劑小球對設備有較強的沖刷作用，因此催化劑線路及煙氣線路內部均采用隔熱（耐磨）襯里，以降低壁溫及防止催化劑沖蝕［4］。襯里類型及所用材料根據體系的不同要求而選用，一般提升管反應器、沉降器、外取熱器及其連接管道等設備為龜甲網雙層隔熱耐磨襯里，再生器為無龜甲網單層隔熱耐磨襯里，旋風分離器為龜甲網單層高耐磨襯里，外取熱器與再生器連接管道內襯為雙層隔熱耐磨襯里結構［5］。三催化反應－再生系統不同部位的襯里結構及檢修時發現的損壞情況如表4所示。

表4 反應－再生系統不同部位的襯里類型及損壞情況

從表4可以看出，襯里損壞部位有以下特點：①溫度高、溫度波動大的部位損壞嚴重。如煙氣混合燃燒區，溫度達到1 000℃且有100℃左右的波動范圍，檢修時發現襯里多處有貫穿性裂縫，垂直段底端10m高的襯里幾乎完全損壞。②線速變化大、氣流沖刷嚴重部位損壞嚴重。如22寸、42寸蝶閥后，由于煙氣在閥體處收縮，速度急劇增加，閥后襯里龜甲網幾乎全部脫落，導致閥后超溫。一再大主風分布環是主風進入再生器的主要通道，主風從噴嘴噴出，夾帶著床層催化劑劇烈沖刷附近設備，檢修時發現分布環被吹豁約200mm×200mm，分布環表面襯里幾乎全部脫落，局部僅剩γ釘。③輕微結焦有利于保護襯里。如大油汽管線及粗旋料腿，由于表面結了一層硬焦，光滑的焦塊反而起到了一定的潤滑作用，減輕了催化劑對襯里的沖刷，保護了襯里。

此次檢修，對催化劑及煙氣線路所有損壞的襯里進行了補強及大面積更換，襯里施工過程中，襯里材料配比、水灰比、龜甲網及側拉環焊接質量、襯里涂抹、襯里養護及烘干均嚴格執行相應的國家標準，從源頭上確保此次襯里的施工質量。同時對高溫取熱器出口、蒸汽過熱器出口、三旋出口、煙機出口、余熱鍋爐入口的五處膨脹節進行整體更換，為再生煙氣線路長周期運行提供條件。

4 結 論

針對催化裂化裝置再生煙氣線路的特點及長周期高效經濟運行的需要，燕山分公司三催化在檢修中對再生煙氣線路進行了大量技術改造及設備升級：設置高溫取熱激波吹灰器、修復余熱鍋爐吹灰系統，余熱鍋爐出口設置復合相變換熱器，可控制煙氣外排溫度降低到150℃，實現了節能降耗；對超溫部位膨脹節、大面積襯里整體更換，保證設備本體安全；對煙機入口管線整體材質升級更換，在三旋出口增設四旋及臨界噴嘴免維護系統。再生煙氣線路運行平穩，達到了良好的效果。

［1］楊德鳳，劉凱，張金銳，等.從催化裂化煙氣分析結果探討再生設備的腐蝕開裂［J］.石油煉制與化工，2001，32（3）：49－53

［2］胡敏.催化裂化煙氣排放控制技術現狀及面臨問題的分析［J］.中外能源，2012，17（5）：77－83

［3］王鳳平，李明，陳華，等.混合煙氣體系露點溫度的熱力學分析［J］.石油化工腐蝕與防護，2002，19（1）：56－58

［4］周偉權.催化裂化設備襯里損壞原因分析及改進措施［J］.石油化工技術與經濟，2012，28（2）：43－46

［5］付春暉.催化裂化裝置襯里損壞情況分析及對策［J］.石油化工設備技術，2010，31（5）：26－28