稀釋蒸汽發生器頻繁泄漏原因分析及優化措施

王強，張樂，張勇，李懷強，馬國民

（中國石油獨山子石化公司，新疆獨山子 833699）

1 概述

中國石油獨山子石化公司乙烯裝置采用了林德前脫乙烷前加氫技術，設計乙烯生產能力為10萬t/a。其中，裂解爐稀釋蒸汽1號發生器（10-E-3011A/B/C）在正常運行期間利用中壓蒸汽的熱量來產生稀釋蒸汽，主要用來供裂解爐使用。該發生器在運行過程中頻繁發生泄漏，影響了裝置的正常生產。據相關文獻報道[1-3]，稀釋蒸汽發生器的腐蝕主要有酸性介質CO2，H2O和Cl-溶于工藝水后產生的電化學腐蝕；大量硫化物、堿形成NaOH-H2O 和H2S-H2O的腐蝕體系；工藝水中的溶解氧、雜質與鐵發生的電化學腐蝕以及工藝水含有一定量Cl-產生的腐蝕。

2 稀釋蒸汽1 號發生器運行現狀

2009年開工以來，稀釋蒸汽1號發生器（10-E-3011A/B/C）頻繁泄漏，2013—2015年，該設備3臺管束全部更換為新管束。運行至2018年5月，裂解裝置污水排污系統在運行期間發現排污量變大、工藝水發汽氣量不足，初步判斷為稀釋蒸汽發生器10-E-3011A/B/C內漏，同時可能存在結焦。檢修抽芯后發現工藝水側嚴重結焦，且換熱管出現腐蝕斷裂現象。經查資料推測換熱器泄漏的主要原因為工藝水中的結焦物附著在換熱管外壁，形成相對封閉環境，工藝水蒸發，造成局部堿濃縮腐蝕，致使換熱管腐蝕穿孔、斷裂，最終造成泄漏。為分析原因查找對策，積極開展同類裝置對比分析。

3 兩套乙烯裝置換熱器運行情況對比

通過與獨山子石化老區乙烯裝置（魯姆斯工藝）對比發現，兩套裝置操作參數基本差異不大，但老區乙烯裝置換熱器運行周期長達13年以上，運行穩定極少泄漏。

3.1 換熱器物料分布

圖1 為新、老區乙烯裝置換熱器管、殼程介質分布。由圖1 可見，新區乙烯裝置稀釋蒸汽發生器管程介質為中壓蒸汽，殼程介質為工藝水；老區乙烯裝置發生器的介質走向恰恰相反。新區乙烯裝置工藝水循環方式通過增壓泵強制循環，老區乙烯裝置采用熱虹吸方式進行。

3.2 換熱器檢修及設備參數對比

圖1 新、老區乙烯裝置稀釋蒸汽發生器管、殼程介質分布

表1 為兩套乙烯裝置換熱器使用情況及設備參數對比。由表1 可知，新、老區乙烯裝置換熱設備材質無較大差異，但老區乙烯運行周期較長，且最短也長達13年以上，新區乙烯的換熱設備運行4～6年就需要更換。新、老區乙烯裝置換熱器的主要不同點在于管殼程介質分布不同。

3.3 稀釋蒸汽罐運行參數對比

3.3.1 工藝參數對比

表2 為新、老區乙烯裝置稀釋蒸汽罐主要工藝參數。由表2 可知，稀釋蒸汽的壓力新、老區乙烯裝置控制一致，老區乙烯MS 溫度、壓力均低于新區乙烯管網溫度，且DS出口溫度老區高于新區乙烯DS過熱溫度。此外，新區pH值控制相對老區偏低，更有利于換熱器運行，其他參數控制水平基本一致。

3.3.2 工藝水pH 值控制趨勢

圖2為新區工藝水AP30003 pH值變化趨勢。通過注入工藝水中和胺EC1485A為主，輔以NaOH注入，控制工藝水pH值在設計范圍。

表1 新、老區乙烯裝置換熱器設備參數

表2 新、老區乙烯裝置稀釋蒸汽罐主要工藝參數

圖3為老區乙烯裝置AP11019工藝水pH值變化趨勢，老區乙烯裝置全部注入NaOH，控制工藝水pH值在設計范圍。

表3為新、老區乙烯裝置近幾年工藝水pH值參數對比。由表3可知，2015—2016年新區乙烯裝置工藝水pH 值控制較高，2016 年之后控制在林德設計指標之內，同時與老區差別不大。以上類比說明pH值控制和助劑注入類型不是造成新區換熱器頻繁泄漏問題的主要原因。

3.3.3 新、老區乙烯裝置汽提塔運行參數對比

新、老區乙烯裝置汽提塔工藝參數見表4。通過表4可知，水質運行pH值控制一致，流量壓力差異不大。

圖2 新區乙烯裝置AP30003工藝水pH值變化趨勢

圖3 老區乙烯裝置AP11019工藝水pH值變化趨勢

表3 新、老區乙烯裝置工藝水pH 值對比

4 同行業對比

通過調研吉林石化、四川石化、茂名石化、鎮海石化、寧煤乙烯等企業，比較了各家企業乙烯裝置稀釋蒸汽發生器工藝流程，發現主要有三種模式，見圖4～6。

通過不同流程在工藝參數控制相近條件下運行效果的比對，發現C 類流程運行最好，周期最長，穩定性最高。A 類流程相比C 類流程容易泄漏，運行周期也短。B 類流程在參數控制相對較好的情況下，泄漏最頻繁，周期短運行效果最差，還存在DS總管蒸汽過熱溫度偏低，過熱器出口凝液線泄漏等問題。運行最好的與最差的流程之間主要差異為以下2點：

表4 新、老區乙烯裝置汽提塔主要工藝參數

圖4 A類流程模式（四川乙烯、寧煤乙烯）

圖5 B類流程模式（獨山子新區乙烯）

圖6 C類流程模式

1）工藝水介質在換熱器管殼程中的分布。C類流程工藝水（較臟物料）走管程，中壓蒸汽走殼程。B 類流程工藝水（較臟物料）走殼程，中壓蒸汽走管程。

2）換熱器兩側介質溫差。C 類流程工藝水（163℃）與中壓蒸汽（210℃）之間溫差47℃，B類流程工藝水（163℃）與中壓蒸汽（280℃）之間溫差117℃。

工藝水走換熱器殼程降低了工藝水流速，工藝水中的結焦物附著在管束外壁，工藝水蒸發，造成局部堿濃縮腐蝕。管板后20 cm 左右管線腐蝕最為嚴重，并有斷管現象，使換熱管腐蝕穿孔、斷裂，最終造成泄漏。在換熱器檢修時得到了驗證，氣液相界面交接處腐蝕，管束斷裂情況較為嚴重。

5 泄漏原因分析

綜上所述，由于管殼程介質分布不同，且殼程工藝水設計流速低。流速過低會使傳熱效率降低并出現沉淀，同時工藝水中含有苯乙烯等油類物質，這些物質在高溫下易發生聚合，形成局部滯留區，使局部過度蒸發，堿性腐蝕加重。此外，堿濃縮后造成局部pH 值過大，在高溫下加快了管束的腐蝕泄漏。工藝水走殼程，換熱器兩側物料溫差過大，在MS 側出口凝液收集罐液位控制不穩定情況下，中壓蒸汽進氣也會波動，換熱器內部工藝水蒸發量不穩定，使換熱器內部形成比較嚴重的空泡腐蝕，空泡形成的沖刷腐蝕導致換熱器泄漏加劇。

上述B 類流程里，工藝水使用強制循環，該方式存在換熱器進水分布不均的情況，每個換熱器的循環倍率存在差別，循環倍率高的堿濃縮腐蝕較重，泄漏速率也會加快，該方式的運行能耗也較另外兩種流程偏大。

6 優化措施

1）重新核算現有換熱器，將管殼程物料重新分布，工藝水走管程，并通過改變稀釋蒸汽過熱器來降低加熱蒸汽溫度。

2）將目前的換熱器管束重新采購，在兼顧發汽能力的情況下將管束的腐蝕裕量加大。

3）定期清理更換該換熱器管束，做好工藝水水質監控，控制pH 值在8 ～9 之間，水中溶解氧濃度小于0.1 mg/kg；加強水質調整，降低工藝水中的苯乙烯濃度在1 mg/kg，監控DS發生器進料工藝水和DS發生器排污水中的Fe2+濃度在0.02 mg/kg以內，監控DS發生器的腐蝕速率，保證系統平穩運行。

4）在現有E-3011 中壓蒸汽線入口總線上增加減溫器，通過注水降低中壓蒸汽的過熱溫度，降低物料兩側溫差，減緩腐蝕速率。經過核算，該種方法對DS發氣量影響在10%以內。

7 結論

目前已實施了中壓蒸汽線增加減溫器和水質控制的優化措施，2019 全年水質pH 平均值控制在8.35，DS 發生器進料工藝水和DS 發生器排污水中的Fe2+濃度在0.02 mg/kg以內。2019年至今換熱器運行穩定，未發生泄漏，發汽效率良好。通過以上分析，稀釋蒸汽系統的運行核心是控制好水質pH值以及工藝水的品質，防止結垢。同時在流程設計上要充分考慮介質特性，合理選擇換熱器兩側介質，同時控制好換熱器兩側的介質溫差。