烷基苯裝置氫氟酸汽提塔塔釜溫度低原因分析及整改措施

彭新華

（中國石油化工股份有限公司金陵分公司烷基苯廠）

在金陵石化烷基苯廠烷基苯裝置中采用UOP公司氫氟酸（HF）-烷基化法工藝路線，即在HF催化下將苯和含烯烴約10%的nC10～nC13烷烯烴進行烷基化反應[1]，生成工業直鏈烷基苯的混合物，經過脫苯、脫烷烴、烷基苯精制等過程，制取高品質的工業直鏈烷基苯。

1 存在的問題

2011年，烷基苯裝置由15×104t/a升級改造為20×104t/a，HF汽提塔進行了整體更換。投運后，發現該塔塔釜溫度過低，進一步檢查發現塔釜再沸器出、入口溫差較大，塔頂蒸出苯（循環苯）量偏低，無法達到設計值（≥13.6 t/h），且塔底物料氟離子含量偏高（表1）。

烷基化反應的主產物是單直鏈烷基苯，但隨著烷基引入苯環，苯環的電子云密度增加，比原來的苯環更為活潑[2]；因此，在苯的鄰、對位易于接上烷基，形成二烷基苯，為了保證反應向單烷基苯進行，采用過量的苯來參與反應。若苯量較低，將導致烷基化苯烯摩爾比下降，烷基化副反應增加[3-4]，烷基苯質量降低。

因氟離子有較強的腐蝕性，若該塔塔底物料攜帶氟離子過多，到后續分餾塔中會加劇后續設備的腐蝕，因此工藝要求塔底氟離子盡可能地低。

從表1可以看出，改造前塔頂出料量為17 t/h，而改造后塔頂出料量遠低于改造前，造成烷基化苯烯摩爾比大幅下降，這不僅成為制約裝置提量生產的瓶頸，而且造成產品質量下降。塔底氟離子質量分數改造前小于1 mg/kg，改造后接近于2 mg/kg，增加幅度超過100%，嚴重影響后續設備的安全運行，為此展開討論及分析。

2 原因分析

2.1 流程介紹

從烷基化反應器出來的含有苯（17%，質量分數）、烷基苯（10%）、烷烴（73%）及微量HF的混合料進入HF汽提塔，為了保證氟化氫全部從塔內蒸出，部分苯在HF汽提塔塔頂蒸出，送至反應系統繼續循環使用，塔底物料送至下游裝置繼續分離。塔底由1個臥式虹吸再沸器供熱，塔底擋板內液相送至再沸器殼層入口，被加熱汽化后，虹吸返回至塔內進行氣液分離。HF汽提塔流程見圖1。

其原理為塔底最后一層塔盤來的液相物料被再收集槽收集后，由降液板引入虹吸擋板內，根據重力自流進入再沸器入口，經過再沸器加熱后，部分被汽化，變成氣液混合物，物料密度降低，產生密度差推動力；氣液混合物從再沸器出口至塔內升氣孔處進行閃蒸[5]，汽相從升氣孔上升到上層塔盤，進行傳質傳熱，液相進入塔釜，送至下游分餾塔繼續處理。

表1 汽提塔更換前后相關參數

圖1 HF汽提塔流程示意圖

2.2 塔釜熱源的影響

因裝置進行升級改造，處理量大幅提高，供熱量相應提升，因此對再沸器熱負荷進行對比核算（表2）。

表2 再沸器更換前后相關參數

由表2可知，裝置升級改造后，熱油量伴隨大幅提升；加熱爐來的熱油溫度穩定在321℃，無明顯變化；而出口溫度較改造前也大幅上升。結合表1看出，熱側（管層）出口溫度由280℃上升至290℃，但冷側（殼層）出口溫度由223℃降至221℃。結果表明，熱側供熱量足夠，但由于再沸器壓降、結構因素，導致再沸效果不佳，致使冷側被加熱效率下降，因此，熱源不是造成塔內熱量不足的原因。

2.3 進料溫度的影響

一般情況下，對于分餾塔，熱量主要從塔釜再沸器和進料獲取，同一物系的進料溫度，即q值對該塔分離及熱負荷有較大影響。該塔設計進料溫度為155℃，氣化率為9%，但實際操作值為158℃，高于設計值，因此，進料溫度不是造成塔內熱量不足的原因。

同時，對該塔進料組分進行對比分析，如表3所示。

表3 進料組分

由表3可知，改造前后各組分無較大變化，因此排除進料組分的影響。

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2.4 再沸器循環量的影響

再沸器的循環量受加熱面積、傳熱系數、傳熱推動力等因素制約[6]。該再沸器傳熱面積為429 m2，經相關設計核算滿足該塔加熱需求；傳熱系數由材質決定，使用10#鋼可滿足要求；結合表1、表2可知傳熱推動力。再沸器熱側出口溫度高于更換前，但冷側出口溫度卻低于更換前。在熱側溫度及壓力不變情況下，冷側（殼層）出口溫度由223℃降至221℃，流速過低，汽化循環量不足，致使再沸器氣化率下降。

分析得出，從降液管下來的液相在液相擋板內積聚，由于再沸器循環系統壓力降偏大，循環推動力不足，致使擋板內物料一部分經過再沸器；而另一部分未經過再沸器；直接溢流至塔釜，造成塔釜物料溫度偏低，低于再沸器出口溫度，形成進出口溫差大的現象。

3 整改方案

結合2013年裝置檢修，從工廠整體效益考慮，在不影響裝置按時開工，盡量縮短檢修周期的情況下，保持主要設備再沸器殼體及管束尺寸不變，僅對再沸器殼層進、出口法蘭及管線進行擴徑處理，具體如下：

1）為減少再沸器殼層壓力降，提高再沸器循環量，將再沸器殼層出、入口管徑擴大。原殼層進口為1個DN300法蘭，出口為2個DN250法蘭，改造后進口為1個DN500法蘭，出口為2個DN400法蘭。

2）提高再沸器殼層入口壓力，將塔釜液相擋板高度由4 000 mm增至4 160 mm，提高了再沸器入口液相高度，以增加密度差推動力。

3）降低再沸器安裝高度，高度由3 000 mm降至2 800 mm，提高氣液相高度差，以增加密度差推動力。

4 結果與討論

4.1 再沸器溫差及處理量

整改后，各參數操作平穩，裝置實現了整體提量。對整改前后溫差及處理量進行統計，如表4所示。

表4 再沸器整改前后相關參數

4.2 分離效果

HF汽提塔主要設計技術指標為：塔頂苯蒸出量大于或等于13.6 t/h，塔釜不含氣相HF。因HF汽提塔進料中含有微量化合態氟離子，為防止氟離子帶至下游裝置，需在高溫下將氟離子分解為HF，從塔頂與循環苯一起返回至反應系統；若再沸器加熱效果不好，氟離子從塔斧帶至后續分離系統，加重后續設備的腐蝕；為此，根據塔底氟離子情況，工廠分別在2012年和2014年進行了標定，如表5所示。

表5 整改前后分離情況

由表5可知，塔頂出料量由12 t/h上升至18 t/h，超過技術指標最低值，滿足工藝要求。對比塔底氟離子含量發現，整改后氟離子含量明顯下降，表明改造后再沸器效果顯著。

5 結論

1）HF汽提塔頂出料量低的主要原因為再沸器循環推動力不足，塔底熱負荷不足。

2）通過對再沸器的出、入口管線口徑和安裝高度，以及再沸器槽內擋板高度的整改，增加了再沸循環推動力，提高了再沸循環量，再沸器出、入口溫差由15℃降至1℃。

3）改造后，提高了汽提塔分離效果和處理能力，塔釜氟離子質量分數由1.87 mg/kg降至0.6 mg/kg，大大降低了對后續設備的腐蝕，產能由180 t/h提高至212 t/h，達到擴產18%，提高工廠經濟效益約2 000×104元/a。