烷基苯装置氢氟酸汽提塔塔釜温度低原因分析及整改措施

彭新华

（中国石油化工股份有限公司金陵分公司烷基苯厂）

在金陵石化烷基苯厂烷基苯装置中采用UOP公司氢氟酸（HF）-烷基化法工艺路线，即在HF催化下将苯和含烯烃约10%的nC10～nC13烷烯烃进行烷基化反应[1]，生成工业直链烷基苯的混合物，经过脱苯、脱烷烃、烷基苯精制等过程，制取高品质的工业直链烷基苯。

1 存在的问题

2011年，烷基苯装置由15×104t/a升级改造为20×104t/a，HF汽提塔进行了整体更换。投运后，发现该塔塔釜温度过低，进一步检查发现塔釜再沸器出、入口温差较大，塔顶蒸出苯（循环苯）量偏低，无法达到设计值（≥13.6 t/h），且塔底物料氟离子含量偏高（表1）。

烷基化反应的主产物是单直链烷基苯，但随着烷基引入苯环，苯环的电子云密度增加，比原来的苯环更为活泼[2]；因此，在苯的邻、对位易于接上烷基，形成二烷基苯，为了保证反应向单烷基苯进行，采用过量的苯来参与反应。若苯量较低，将导致烷基化苯烯摩尔比下降，烷基化副反应增加[3-4]，烷基苯质量降低。

因氟离子有较强的腐蚀性，若该塔塔底物料携带氟离子过多，到后续分馏塔中会加剧后续设备的腐蚀，因此工艺要求塔底氟离子尽可能地低。

从表1可以看出，改造前塔顶出料量为17 t/h，而改造后塔顶出料量远低于改造前，造成烷基化苯烯摩尔比大幅下降，这不仅成为制约装置提量生产的瓶颈，而且造成产品质量下降。塔底氟离子质量分数改造前小于1 mg/kg，改造后接近于2 mg/kg，增加幅度超过100%，严重影响后续设备的安全运行，为此展开讨论及分析。

2 原因分析

2.1 流程介绍

从烷基化反应器出来的含有苯（17%，质量分数）、烷基苯（10%）、烷烃（73%）及微量HF的混合料进入HF汽提塔，为了保证氟化氢全部从塔内蒸出，部分苯在HF汽提塔塔顶蒸出，送至反应系统继续循环使用，塔底物料送至下游装置继续分离。塔底由1个卧式虹吸再沸器供热，塔底挡板内液相送至再沸器壳层入口，被加热汽化后，虹吸返回至塔内进行气液分离。HF汽提塔流程见图1。

其原理为塔底最后一层塔盘来的液相物料被再收集槽收集后，由降液板引入虹吸挡板内，根据重力自流进入再沸器入口，经过再沸器加热后，部分被汽化，变成气液混合物，物料密度降低，产生密度差推动力；气液混合物从再沸器出口至塔内升气孔处进行闪蒸[5]，汽相从升气孔上升到上层塔盘，进行传质传热，液相进入塔釜，送至下游分馏塔继续处理。

表1 汽提塔更换前后相关参数

图1 HF汽提塔流程示意图

2.2 塔釜热源的影响

因装置进行升级改造，处理量大幅提高，供热量相应提升，因此对再沸器热负荷进行对比核算（表2）。

表2 再沸器更换前后相关参数

由表2可知，装置升级改造后，热油量伴随大幅提升；加热炉来的热油温度稳定在321℃，无明显变化；而出口温度较改造前也大幅上升。结合表1看出，热侧（管层）出口温度由280℃上升至290℃，但冷侧（壳层）出口温度由223℃降至221℃。结果表明，热侧供热量足够，但由于再沸器压降、结构因素，导致再沸效果不佳，致使冷侧被加热效率下降，因此，热源不是造成塔内热量不足的原因。

2.3 进料温度的影响

一般情况下，对于分馏塔，热量主要从塔釜再沸器和进料获取，同一物系的进料温度，即q值对该塔分离及热负荷有较大影响。该塔设计进料温度为155℃，气化率为9%，但实际操作值为158℃，高于设计值，因此，进料温度不是造成塔内热量不足的原因。

同时，对该塔进料组分进行对比分析，如表3所示。

表3 进料组分

由表3可知，改造前后各组分无较大变化，因此排除进料组分的影响。

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2.4 再沸器循环量的影响

再沸器的循环量受加热面积、传热系数、传热推动力等因素制约[6]。该再沸器传热面积为429 m2，经相关设计核算满足该塔加热需求；传热系数由材质决定，使用10#钢可满足要求；结合表1、表2可知传热推动力。再沸器热侧出口温度高于更换前，但冷侧出口温度却低于更换前。在热侧温度及压力不变情况下，冷侧（壳层）出口温度由223℃降至221℃，流速过低，汽化循环量不足，致使再沸器气化率下降。

分析得出，从降液管下来的液相在液相挡板内积聚，由于再沸器循环系统压力降偏大，循环推动力不足，致使挡板内物料一部分经过再沸器；而另一部分未经过再沸器；直接溢流至塔釜，造成塔釜物料温度偏低，低于再沸器出口温度，形成进出口温差大的现象。

3 整改方案

结合2013年装置检修，从工厂整体效益考虑，在不影响装置按时开工，尽量缩短检修周期的情况下，保持主要设备再沸器壳体及管束尺寸不变，仅对再沸器壳层进、出口法兰及管线进行扩径处理，具体如下：

1）为减少再沸器壳层压力降，提高再沸器循环量，将再沸器壳层出、入口管径扩大。原壳层进口为1个DN300法兰，出口为2个DN250法兰，改造后进口为1个DN500法兰，出口为2个DN400法兰。

2）提高再沸器壳层入口压力，将塔釜液相挡板高度由4 000 mm增至4 160 mm，提高了再沸器入口液相高度，以增加密度差推动力。

3）降低再沸器安装高度，高度由3 000 mm降至2 800 mm，提高气液相高度差，以增加密度差推动力。

4 结果与讨论

4.1 再沸器温差及处理量

整改后，各参数操作平稳，装置实现了整体提量。对整改前后温差及处理量进行统计，如表4所示。

表4 再沸器整改前后相关参数

4.2 分离效果

HF汽提塔主要设计技术指标为：塔顶苯蒸出量大于或等于13.6 t/h，塔釜不含气相HF。因HF汽提塔进料中含有微量化合态氟离子，为防止氟离子带至下游装置，需在高温下将氟离子分解为HF，从塔顶与循环苯一起返回至反应系统；若再沸器加热效果不好，氟离子从塔斧带至后续分离系统，加重后续设备的腐蚀；为此，根据塔底氟离子情况，工厂分别在2012年和2014年进行了标定，如表5所示。

表5 整改前后分离情况

由表5可知，塔顶出料量由12 t/h上升至18 t/h，超过技术指标最低值，满足工艺要求。对比塔底氟离子含量发现，整改后氟离子含量明显下降，表明改造后再沸器效果显著。

5 结论

1）HF汽提塔顶出料量低的主要原因为再沸器循环推动力不足，塔底热负荷不足。

2）通过对再沸器的出、入口管线口径和安装高度，以及再沸器槽内挡板高度的整改，增加了再沸循环推动力，提高了再沸循环量，再沸器出、入口温差由15℃降至1℃。

3）改造后，提高了汽提塔分离效果和处理能力，塔釜氟离子质量分数由1.87 mg/kg降至0.6 mg/kg，大大降低了对后续设备的腐蚀，产能由180 t/h提高至212 t/h，达到扩产18%，提高工厂经济效益约2 000×104元/a。