裂解爐汽包連排變動規律及應用

薛魁 張國棟 黃超 白濤濤 丁少輝（中國石油獨山子石化分公司）

1 背景介紹

排污率是煉化企業發汽設備的一個重要指標，一般定義為排污量除以汽包發汽量（專利商不同，該定義有略微差別）[1]。排污率過小，水中鹽類等腐蝕性介質不易排出汽包，長期積聚會造成汽包結垢，甚至會帶入上部蒸汽管線，導致透平結垢[2]。排污率過大，則會降低發汽設備的發汽量，給水用量增加，影響裝置運行的經濟性[3]，依據專利商不同的設計理念，乙烯裝置裂解爐汽包的最大排污率，一般在1%～3%。某石化公司百萬噸乙烯裝置采用的是德國Linde專利技術，2006年建設，2009年投產，設計要求汽包的排污率最大不超過2%，由于SS及汽包連排線均未設計流量計，很長一段時間是利用物料平衡估算的方法來確定裂解爐汽包排污率。實際估算中，由于SS流量與鍋爐給水流量（BFW）相差不大，汽包連排量又遠小于SS發汽量，所以長時間采用連排量除以給水量來估算汽包排污率，估算得到汽包排污率長期處于2%以下，沒有對工藝操作進行優化調整，造成能源浪費。2019年擴建后，裝置高負荷生產，SS流量不足，裂解氣壓縮機蒸汽透平轉速提升困難，懷疑汽包排污閥（角閥）存在沖蝕，導致汽包排污率過大[4]。文中利用數字模擬軟件對汽包運行進行了模擬，發現了汽包連排變動規律，并總結出了汽包排污率快速確定法。裝置利用準確的排污率，確定汽包連排角閥沖蝕嚴重，利用檢修時機更換角閥，控制汽包排污率，降低了給水成本，增加了SS發汽量，提高了裝置的運行經濟性。

2 裂解爐汽包工藝描述

某百萬噸乙烯裝置設計有8臺裂解爐，每臺裂解爐配有一臺汽包，用于回收高溫裂解氣熱量，同時產生超高壓蒸汽（SS），裂解爐汽包工藝流程見圖1，紅線為汽包的連排線。

圖1 裂解爐汽包工藝簡圖Fig.1 Process diagram of steam drum of cracking furnace

15 MPa、110℃左右的鍋爐給水在汽包液位調節閥的控制下，經裂解爐對流段預熱至265℃左右后進入汽包，汽包中的飽和水在重力作用下進入線性急冷換熱器（LQE），經與高溫裂解氣換熱后發生超高壓蒸汽（SS）[5]，并循環回汽包，飽和蒸汽SS自汽包頂部出來，進裂解爐對流段，與高溫煙氣進一步過熱至515℃左右去用戶。乙烯裝置的裂解氣壓縮機透平是SS的最大用戶，如果SS溫度低或著流量小，對透平的運行都會產生很大的影響，會限制透平轉速，從而影響裝置的加工負荷。為了確保汽包及下游透平免于鹽類結垢或腐蝕[6]，汽包在液面以下設計有連續排污線，8臺汽包的連續排污線從各自汽包液面以下抽出，匯總為一條連排總線，在壓力控制閥PV82002控制下進入下游超高壓/高壓凝液罐，進一步回收蒸汽和凝液。每臺汽包的連續排污線設計有角閥，可對連續排污量進行節流，連排量的大小會直接影響汽包的發汽量和SS溫度[7]。

3 連排變動的規律

Spyro乙烯裂解爐模擬軟件是自由基機理的一款化工軟件，是目前應用較為廣泛的裂解爐優化模擬軟件之一。主要應用于裂解原料的性能評價、裂解深度優化模擬，可以為主要產品如乙烯、丙烯、丁二烯等產品的收率、裝置綜合能耗以及物耗等提供數據支持。通過利用Spyro軟件搭建裂解爐模型，連排變動對給水及SS的影響模擬數據見表1。

從表1數據分析，給水變動量除以排污變動量、SS變動量除以排污變動量的結果均為固定值。以連排變動量為x軸，繪制排污變動量與給水變動量及SS變動量之間的關系見圖2。

圖2 排污變動量與給水變動量及SS變動量之間的關系Fig.2 Relationship between discharge variability and feedwater variability and SS variability

表1 連排變動對給水及SS的影響模擬數據Tab.1 Simulation data on the impact of continuous discharge changes on feedwater and SS

模擬發現，隨著連排增大，連排變動量與SS變動量、連排變動量與給水變動量呈直線關系，給水變動量與SS變動量呈反向變動，兩條直線的斜率分別為0.581 6和-0.418 4。這兩個斜率的實際意義是：當連排量增加為t值，待汽包給水及發汽系統穩定后，鍋爐給水增加量為58.2%，SS量則會減少41.8%，反之亦然。這個生產規律計算公式為：

式中：ΔF為排污變動量，t；ΔW為給水變動量，t；ΔSS為超高壓蒸汽(SS)變動量，t。

利用這個規律能很好地解釋由于汽包連排變動帶來的一些生產現象。當開大連排角閥時，單爐SS溫度會有明顯的增加，這是因為連排開大導致SS發汽量降低，在裂解爐負荷不變，風門未調整的情況下，流經對流段，經煙氣過熱的SS會由于流量減少，導致溫度增加；當減小連排時，SS發汽量會增加，在裂解爐負荷及風門不變的情況下，SS經裂解爐對流段過熱值會下降。所以，如果連排開的過大，會形成SS發汽量不足，SS溫度會出現短期上升的現象。在裝置高負荷運行中，當出現裂解氣壓縮機透平低壓抽汽閥全開，機頭SS壓力低，轉速無法提高時，說明SS蒸汽流量不足，就必須要檢查影響SS發汽量的各因素變化，其中汽包連排量應該是一個很重要的檢查內容。

4 連排變動規律的應用

汽包連排變動影響規律主要可用于在沒有足夠實際工藝數據的情況下，快速準確的判斷汽包的排污率，從而優化連排角閥，確保SS的蒸汽量及品質。Linde Pyrocrack1-1型裂解爐的汽包設計允許汽包最大排污率為2%，由于SS線及連排線均沒有設計流量計，確定汽包實際排污率存在困難，可以利用連排變動影響規律，在實際數據不足的的情況下，對汽包的排污率進行準確測算。

2017年1月25號，由于裂解氣壓縮機透平動力不足，需要檢查汽包實際排污率。將連排總線壓力閥PV82002臨時關閉，系統穩定后，測得連排總閥（PV82002）關閉后的工藝參數變化見表2。

表2數據表明，關閉連排閥，待系統穩定后，SS發汽量明顯增加。利用物料衡算估算得到閥門關閉前，連續排污量為11 t/h（估算連排量等于鍋爐給水減少的量），估算汽包排污率為1.93%（低于2%）。

表2 連排總閥（PV82002）關閉后的工藝參數變化Tab.2 Changes of process parameters after closing the main valve of continuous discharge(PV82002)

傳統的估算方法，是通過短時關閉連排總閥，待系統重新穩定平衡后，獲得汽包給水的變化量，并認為此變化量即為總閥關閉前的連排量，忽略了操作變動過程中SS汽化量下降對汽包給水的需求影響。

利用汽包連排變動影響規律及表2中的數據對汽包排污率進行重新計算，汽包實際排污率為3.44%，與估算排污率偏差很大，已超過了專利商的設計最大值。主要原因在于傳統估算法對連排量的估算出現了較大偏差[8]。

查閱連排總閥PV82002儀表計算書可對現有的排污量進行驗證：壓力控制閥計算書顯示該閥最小開度32%對應汽包連排最小流量，正常開度46%對應為設計正常流量，最大開度59%。實際工況下（裝置負荷相當）閥開度已達到61%，說明汽包連排量應該已超過了汽包連排總的設計排污量。2019年，裝置利用檢修之際，對8臺裂解爐汽包問題角閥均進行了更換，通過對汽包角閥的節流，SS發汽量明顯上升，為裝置高負荷生產創造了條件。

裂解爐汽包連排變動影響規律亦可用于對所有煉化企業一般性發汽設備在節能降耗及降本增效方面的研究做參考。

5 汽包排污率的經濟性核算

以表2實際工況下的數據為例，通過節流汽包連排角閥，減小連排量，將排污率由3.44%降至2%，計算鍋爐給水（BFW）及SS發汽量的變化：

實際排污率3.44%時的數據：給水流量569 t/h，排污量18.9 t/h，SS發汽量550.1 t/h（由計算得到）。調整汽包角閥，排污率控制在2%，經計算得到的鍋爐給水及SS量等相關數據，排污率下調后的工藝參數變化見表3。

表3 排污率下調后的工藝參數變化Tab.3 Changes of process parameters after reduction of discharge rate

從表3可以看出，將排污系數由3.44%降至設計值2%，裝置鍋爐給水節約4.6 t/h，SS發汽量增加了3.3 t/h。以裝置設計年運行8 000 h計算，低壓除氧水9.2元/t（2017年），SS采用HS價 格88元/t（2017年）計算，除氧水節約3.68×104t/a；SS增量為27 520 t/a，裝置經濟成本降低值約276萬元/a。

6 結論

利用汽包排污變動規律做好裂解爐汽包連排的管控，對乙烯裝置的經濟性影響很大[9]。在優化操作時，需要注意三個方面的問題：一是裂解爐汽包連排變動規律中的系數是由裂解爐熱負荷、線性急冷換熱器、汽包等設備的幾何尺寸決定的，裝置一旦建成，這個系數就會固定下來，不同的裝置，該系數應該略有不同，但是影響規律是相同的，需要利用Spyro軟件建立裂解爐模型，驗證模型準確后，模擬汽包生產運行，得到準確系數值；二是在關閉連排總閥前后，應保持裂解爐負荷穩定，各汽包液位處于自動控制狀態，保證調整前后汽包液位穩定一致，才能取得有效真實數據；三是在進行汽包連排優化時，要關注汽包排污水及SS的品質，尤其是其中的電導率的變化，避免因關小連排量，導致汽包腐蝕或SS品質下降。

目前，利用化工軟件對生產進行模擬，了解化工單元的運行規律，預判生產波動方向以及對設定事故進行應急演練，對煉化企業優化生產、安全及培訓越來越重要[10]，工程技術人員掌握成熟的化工軟件，為優化生產提供方向和數據支持，將有助于煉化企業的數字化轉型和智能化發展。