烃化尾气带液的原因分析及改造建议

李 恒

烃化尾气带液的原因分析及改造建议

李 恒

（海南实华嘉盛化工有限公司，海南 洋浦 578001）

讨论了烃化尾气带液对干气制乙苯装置的影响，分析烃化尾气带液的原因主要为吸收塔空塔气速过高、吸收塔除沫器腐蚀、U型弯管积液等，提出了吸收塔进行高效塔盘改造、更换耐腐蚀除沫器、烃化尾气管线增设旋风分离器以及在脱丙烯干气管线增加过滤器等针对性的改造建议。

吸收塔；烃化尾气；雾沫夹带；改造建议

海南实华嘉盛化工有限公司（以下简称“实华嘉盛”）85kt∙a-1催化干气制乙苯装置采用第3代稀乙烯制乙苯技术。来自催化装置的催化干气经过脱丙烯系统后进入烃化反应器，其中乙烯、少量的丙烯和苯反应生成乙苯、丙苯、二乙苯，剩余烃化尾气经过烃化尾气吸收塔后和乙苯脱氢装置的脱氢尾气混合进入VPSA装置。实华嘉盛干气制乙苯装置烃化尾气目前严重带液，一定程度上制约了装置的乙苯收率，增加了苯耗，同时对脱氢系统的运行造成一定影响。

1 流程简述

来自催化装置的催化干气经过脱丙烯后和循环苯一同进入烃化反应器，反应产物经过烃化尾气冷却器进行气液分离，液相进入循环苯塔，气相进入烃化尾气吸收塔，烃化尾气吸收塔使用乙苯精馏塔釜液作吸收剂，吸收烃化尾气中的苯和乙苯等重组分。吸收塔顶的烃化尾气少量进入乙苯/苯乙烯装置的3台加热炉作为燃料气，大部分与乙苯脱氢装置的脱氢尾气混合后进入VPSA装置进行氢气提纯。

2 烃化尾气带液对装置的影响

2.1 装置物耗增加

烃化尾气吸收塔使用乙苯精馏塔塔釜液作吸收剂，烃化尾气中所携带的液体组分同乙苯精馏塔釜液组分相似，其中丙苯28wt%，二乙苯66wt%，其余还有少量的乙苯、丁苯和高沸物。其中乙苯是产品，丙苯是副产品，二乙苯是反烃化反应的原料，同时也是高附加值副产品。烃化尾气带液严重，导致物料流失，增加了装置的物耗。

2.2 影响加热炉运行

乙苯/苯乙烯装置一共有热载体加热炉、循环苯加热炉、过热蒸汽加热炉3台设备使用烃化尾气作为燃料。由于烃化尾气带液并携带焦粉，对3台加热炉的平稳运行造成不良影响。其中热载体加热炉、循环苯加热炉的影响比较明显，进炉燃料气流量和压力经常轻微波动，燃料气进料过滤器和阻火器需要定期切换清理。

2.3 影响脱氢尾气增压机的运行

在设计中脱氢尾气增压机出口管线从烃化尾气管线底部位置朝上接入管网，同时增压机出口流量计处存在U型管，烃化尾气管网中的液体倒窜至脱氢尾气增压机出口流量计U型管处积存，导致脱氢尾气增压机出口压力增加［1］，进而影响脱氢系统脱氢尾气压缩机的运行。

3 烃化尾气带液原因分析

3.1 吸收塔空塔气速过高

干气制乙苯装置在满负荷下进入烃化反应器的脱丙烯干气流量为24dam3·h-1。原设计干气进料温度为25℃，工艺改造后干气进料温度提升至75℃，导致烃化反应器干气进料量大于实际进料量。根据理想气体方程式PV=nRT，烃化反应器实际干气进料量为20.5dam3·h-1。脱丙烯干气中乙烯含量为11%（V），丙烯含量为0.7%（V），烃化尾气中乙烯和丙烯含量小于0.1%（V），忽略不计，则烃化尾气吸收塔尾气进料为18.1dam3·h-1，烃化尾气吸收塔直径为1200mm，该塔空塔气速达到了4.45m·s-1。经计算，烃化尾气吸收塔的最大允许气速（ωn，max）为4.1m∙·s-1。根据化学工程师手册中要求，空塔气速ω=（0.6～0.8）ωn，max。空塔气速超出该塔的最大允许气速，是造成吸收塔顶气带液的主要原因。

3.2 烃化尾气吸收塔液气比低

吸收塔的设计和操作中，液气比是一个很重要的控制参数。塔盘层降、分离效率及动力消耗等都与液气比有关［2］。从经济上考虑，采用较小的液气比，则塔盘层压减小，动力消耗降低，同时吸收剂的用量也减少，塔的操作费用下降。但液气比减小，塔内的传质推动力也随之减小， 在较大的气体流速下，发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

烃化尾气吸收塔为条形浮阀塔，共有30层塔盘。吸收剂来自乙苯精馏塔塔釜液，设计流量为3.6 t·h-1，实际操作流量3.0t·h-1；吸收剂设计温度15℃，实际操作温度12～17℃。乙苯装置满负荷生产时，烃化尾气吸收塔液气比低，塔盘表面润湿不完全，气液两相接触不充分，这是造成烃化尾气带液的原因之一。

3.3 吸收塔顶除沫器能力下降

烃化尾气吸收塔使用金属丝网除沫器，丝网材质为Q235-A。催化干气含有少量的乙醇胺，乙醇胺能导致烃化反应催化剂中毒，所以催化干气在进入反应器之前需要进行水洗。催化干气在水洗过程中，微量的水被带入烃化反应系统（还有微量水来自循环苯塔再沸器），并随反应产物带入烃化尾气吸收塔。烃化尾气吸收塔塔顶工作温度约20～30℃，工作压力（0.57±0.02）MPa。另根据采样分析，烃化尾气中含有约1.7%（V）的CO2。烃化尾气吸收塔中有水和苯存在，CO2较易溶解于水中，形成H2CO3并且与除沫器中的Fe发生化学反应，造成烃化尾气吸收塔除沫器被腐蚀［3］。

烃化尾气吸收塔顶除沫器自开工以来从未更换，目前除沫器腐蚀严重，滤除悬浮于气体中的液沫的效果变差，这也是造成烃化尾气带液的一个重要原因。

3.4 烃化尾气吸收塔顶压力波动且管道存在U型管

原设计中烃化尾气少量供乙苯装置和乙苯脱氢装置3台加热炉使用，大部分烃化尾气进入海南炼化燃料气管网。增设脱氢尾气增压机后，烃化尾气和乙苯脱氢尾气混合进入VPSA装置。受下游系统不稳定因素影响，目前烃化尾气吸收塔顶压力在0.55～0.59MPa间波动。并且由于烃化尾气吸收塔顶压控阀PV0701贴近地面，造成烃化尾气进入管网前存在U型管线，随气相带出吸收塔的吸收剂液体在此积存，导致管道气体的实际流通面积缩小，气阻增加。烃化尾气吸收塔压力波动频繁，压力从高到低波动时，塔内上升气体流速瞬间增大，烃化尾气在U型管处呈现脉冲式流动，也造成管网带液。烃化尾气进VPSA装置时对烃化尾气吸收塔的影响明显。

3.5 焦粉积存造成塔盘结垢及吸收剂发泡

来自催化装置的催化干气携带有少量的焦粉，随着循环苯进入烃化尾气吸收塔。检修期间打开人孔发现烃化尾气吸收塔塔盘结垢比较严重，部分阀片与塔盘粘连，操作过程中有时会发生阀片脱落或者卡死等现象，使塔盘的效率和操作弹性下降。焦粉的存在，使得吸收剂容易产生泡沫。塔盘浮阀卡死及吸收剂发泡也是造成雾沫夹带的原因之一。

4 改造建议

4.1 更换高效塔盘

实华嘉盛干气制乙苯装置针对脱丙烯干气带液的问题，将脱丙烯塔的30层条形浮阀塔盘全部更换为立体传质塔盘，并降低塔板溢流堰高度，减少塔板持液量［4］。经过改造，脱丙烯塔脱后干气带液情况得到改善。

烃化尾气吸收塔同是30层条形浮阀塔盘，可探讨更改为其它高效塔盘，减少烃化尾气雾沫夹带。

4.2 更换除沫器

针对烃化尾气吸收塔顶除沫器腐蚀的问题，可更换成不锈钢材料的除沫器，增大除沫效果，减少烃化尾气雾沫夹带。

实华嘉盛干气制乙苯装置脱非芳塔顶换热器同样存在CO2弱酸腐蚀，针对此问题，将换热器管束材质升级为316L不锈钢，脱非芳塔顶回流罐脱水次数明显减少，因腐蚀导致换热器管束泄漏的问题得到有效改善。

建议将烃化尾气吸收塔塔顶除沫器更换为316L不锈钢丝网除沫器，延长除沫器使用寿命，减少烃化尾气雾沫夹带。

4.3 增设旋风分离器

针对烃化尾气吸收塔顶出口U型管线容易积液的问题，在塔顶气相线U型管前增设一台旋风分离器，在容器中部切线进气，使具有较大惯性离心力的液滴甩向器壁，并在重力作用下排至设备底部，并及时将液体排至装置内的地下污油罐，气体在设备内停留一段时间后从顶部排入管网。烃化尾气中的气液分离后， U型管线积液的情况将会得到改善，并且随着污油罐内的物料回炼，装置物耗也会减少。

4.4 干气进料线增设过滤器

在脱丙烯干气进料线上增设2台过滤器，过滤器压差过大时及时切换清理，防止催化干气内携带的焦粉进入烃化反应系统，防止吸收剂发泡，同时减少烃化尾气吸收塔塔盘结垢卡死的可能，使气液两相在塔盘上充分接触，减少烃化尾气雾沫夹带。

5 结语

烃化尾气带液对装置负面影响比较明显，需要采取应对措施，减少烃化尾气雾沫夹带。由于装置处于正常运行状态下，不能马上进行改造。所以，在大检修前，应考虑工程量及造价等因素，制定合理方案，停工期间及时进行改造，以便装置在下个周期平稳高效运行。

［1]敬德斌.脱氢尾气增压机能耗与效益分析［J］.山东化工，2014，43（5）：119-121.

［2]张前程，简丽.填料吸收塔中适宜液气比的确定［J］.内蒙古工业大学学报，2001，20（1）：19-23.

［3]马献波.稀乙烯制乙苯/苯乙烯装置失效分析［J］.石油化工腐蚀与防护，2013（1）：61-64.

［4]马献波，朱军.脱丙烯干气带液的原因及对策［J］.炼油技术与工程，2011，41（10）：31-33.

Cause Analysis of Liquid Entrainment in Alkylation Tail Gas and Modification Suggestion

LI Heng
（Hainan Shihua Jiasheng Chemical Co. Ltd.， Yangpu 578001， China）

TE 624.4

B

1671-9905（2016）06-0063-03

2016-04-18