武彥勇(長(zhǎng)慶石化公司運(yùn)行二部 陜西咸陽(yáng) 712000)

前言

隨著催化原料的重質(zhì)化以及加工深度的提高，分餾塔和油漿系統(tǒng)結(jié)垢堵塞日益嚴(yán)重，造成油漿多余熱量無(wú)法取走，嚴(yán)重影響了裝置的正常操作，嚴(yán)重時(shí)還會(huì)制約裝置加工量。這樣不僅縮短了裝置的運(yùn)行周期，還可能給裝置的安全生產(chǎn)帶來(lái)隱患。由此可見(jiàn),催化裂化裝置油漿系統(tǒng)結(jié)焦、結(jié)垢已成為影響裝置生產(chǎn)運(yùn)行的瓶頸問(wèn)題。為了保證油漿系統(tǒng)平穩(wěn)運(yùn)行，避免因結(jié)焦堵塞造成裝置非計(jì)劃停工搶修，我們通過(guò)分析造成油漿蒸發(fā)器堵塞的原因及借鑒其他廠的經(jīng)驗(yàn)和采用一些新技術(shù)、新措施探索出一套減少油漿系統(tǒng)結(jié)焦的一系列措施。這些應(yīng)用于生產(chǎn)實(shí)踐后,取得了很好的效果。

一、油漿系統(tǒng)運(yùn)行狀況

1.油漿系統(tǒng)流程簡(jiǎn)介

改造前分餾塔底油漿流程分兩部分：一部分經(jīng)油漿循環(huán)泵、原料油-油漿換熱器、油漿蒸發(fā)器，產(chǎn)生中壓飽和蒸汽后將油溫度降至270℃左右，分上、下返塔進(jìn)入分餾塔；另一部分經(jīng)外甩油漿泵升壓后，一路經(jīng)油漿冷卻器降溫至90℃后至油漿儲(chǔ)罐，另一路至二段提升管回?zé)?。改造前裝置設(shè)有一臺(tái)原料油-油漿換熱器、三臺(tái)油漿蒸發(fā)器。為提高油漿在蒸發(fā)器管束內(nèi)的流速，實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中運(yùn)行一臺(tái)油漿蒸發(fā)器，另兩臺(tái)作為備用。

2.油漿系統(tǒng)運(yùn)行狀況

我裝置多次發(fā)生油漿蒸發(fā)器換熱效果變差造成裝置降量處理。特別是2011年4月至2011年9月，隨著裝置周期運(yùn)行至后期原料-油漿換熱器換熱效率下降以及反應(yīng)旋風(fēng)分離效果變差，油漿蒸發(fā)器管束的堵塞越來(lái)越嚴(yán)重，造成換熱效果變差，產(chǎn)汽量下降，同時(shí)油漿循環(huán)量明顯下降，分餾塔底溫度難以控制，裝置只能降低加工量。在這半年時(shí)間內(nèi)油漿蒸發(fā)器因結(jié)焦堵塞頻繁進(jìn)行切換檢修，這種狀況不僅增加了裝置檢修費(fèi)用還給平穩(wěn)生產(chǎn)帶來(lái)隱患，已成為裝置平穩(wěn)運(yùn)行的瓶頸問(wèn)題。

二、結(jié)焦原因分析

1.二段提升管出口旋分設(shè)計(jì)缺陷

我催化裂化為兩段提升管反應(yīng)裝置，一段提升管出口為一級(jí)粗旋與二級(jí)沉旋軟連接，二段提升管出口只設(shè)有一級(jí)粗旋分離器。二段出口未設(shè)沉旋以致有催化劑被攜帶至分餾塔。催化劑顆粒存在，與膠質(zhì)、瀝青質(zhì)粘黏形成焦炭，隨著油漿系統(tǒng)的循環(huán)及焦炭不斷增大，附著在油漿蒸發(fā)器管壁上，造成換熱效果下降。

2.原料-油漿換熱器換熱效果下降

裝置運(yùn)行至中后期，原料-油漿換熱器換熱效果下降，原料出口溫度由初期280℃逐漸下降至220℃，取熱量大量減小，使分餾塔底溫度升高，導(dǎo)致油漿縮合反應(yīng)速率變快。

3.操作控制不合理

在裝置周期運(yùn)行初期，油漿外甩量一直控制在3-5%，2011年6月開(kāi)始加大外甩量至6-7%。油漿外甩量小時(shí)油漿中的催化劑作為焦核導(dǎo)致結(jié)焦是可能的，而且從檢修中取出的焦塊外觀看，可以明顯看出焦塊是由較小的碎焦粒聚集在一起形成的。另外，由于較小的油漿外甩量，造成分餾塔底液位處于較高的位置，這也給結(jié)交物沉積創(chuàng)造了條件。

三、采取的控制對(duì)策

1.停油漿回?zé)?，增大油漿外甩量

一是停反應(yīng)回?zé)捰蜐{，2011年7月油漿回?zé)捔坑芍?-4t/h改為停用；二是增大油漿外甩量。由3-5%加大至6-7%，嚴(yán)格控制油漿密度不大于980kg/m3，一旦油漿密度超標(biāo)，及時(shí)加大外甩量，以減少油漿系統(tǒng)結(jié)焦。同時(shí)維持較低的分餾塔底液面，減少油漿停留時(shí)間。正常情況下，控制分餾塔底液位在30%-40%，。

2.增大油漿蒸發(fā)器管束的流速

油漿蒸發(fā)器管束的流速一般推薦為1.5-2.4m/s。我裝置油漿蒸發(fā)器管束的流速為1.3m/s，原料-油漿換熱器管束的流速為1.5m/s，流速較低。因此我裝置定期啟用兩臺(tái)大油漿泵進(jìn)行油漿強(qiáng)制內(nèi)循環(huán)，對(duì)管束進(jìn)行沖刷，阻止管束中結(jié)焦物的沉積。

3.加強(qiáng)油漿蒸發(fā)器檢修質(zhì)量，更換原料-油漿換熱器管束

一是完善油漿蒸發(fā)器檢修方法，之前一直用高壓水清洗的方法進(jìn)行除焦，效果不理想，附著在管壁上的焦層不能完全除凈，改用高壓水清洗后用花紋鋼條人工疏通，再用高壓水清洗。這樣的方法使檢修質(zhì)量大大提高。

二是更換原料-油漿換熱器管束，更換后原料換熱溫度由220℃提至280℃，分餾塔底溫度由355℃降至335℃，有效控制了分餾塔底的結(jié)焦趨勢(shì)。另外還在原料-油漿換熱器上加裝超聲波防垢設(shè)備，減緩換熱器結(jié)垢速度。

4.油漿系統(tǒng)技改措施

2011年9月在裝置計(jì)劃停工大檢修期間，公司建設(shè)投產(chǎn)與催化裂化配套的原料預(yù)處理裝置，催化原料由減渣+減三線油改為脫瀝青油+減三線油+冷減渣+加氫尾油混合。原料經(jīng)過(guò)優(yōu)化配比得到很大改善，殘?zhí)坑?-7降為3.5左右，從源頭上降低油漿系統(tǒng)的結(jié)焦趨勢(shì)。

同時(shí)，2011年9月在裝置大檢修期間對(duì)油漿系統(tǒng)進(jìn)行了技改。一是增加了一臺(tái)與原型號(hào)相同的原料-油漿換熱器，現(xiàn)一開(kāi)一備切換使用，穩(wěn)定油漿取熱量；二是增加一臺(tái)排量為300m3/h的小油漿泵，現(xiàn)一大一小油漿泵運(yùn)行，一臺(tái)大油漿泵備用；有效加大了油漿循環(huán)量，提高流速，防止聚合物在管壁沉積及進(jìn)一步聚合反應(yīng)。三是由回?zé)捰椭劣蜐{下返塔增設(shè)了一條DN50的管線；一方面能增大油漿下返塔循環(huán)量，另一方面較低溫度的回?zé)捰湍苡行Ы档头逐s塔底溫度。另外，沉降器二段提升管出口增加二級(jí)旋風(fēng)分離器與一級(jí)軟連接，有效減少油氣攜帶催化劑。

2013年10月在裝置計(jì)劃停工大檢修期間對(duì)油漿系統(tǒng)再次進(jìn)行了技改。在原料-油漿換熱器油漿出口引出一條DN200的流程至油漿上返塔處。此項(xiàng)改造后，可利用新增流程為油漿上返塔引入320℃高溫油漿，此油漿與油漿發(fā)汽器出口的270℃低溫油漿混合進(jìn)入分餾塔，不僅提高了人字擋板溫度，而且保證了上返塔流量的同時(shí)有效降低了油漿下返塔溫度，對(duì)控制分餾塔底溫度具有明顯效果，同時(shí)操作靈活性得到很大程度提高。

結(jié)論

通過(guò)以上措施的實(shí)施，從2013年10月檢修后至今油漿系統(tǒng)一直運(yùn)行良好。一方面塔底液相溫度受控，對(duì)分餾塔運(yùn)行起到很好的防結(jié)焦效果，解決了因分餾塔底超溫而制約加工量的問(wèn)題。另一方面節(jié)省了因檢修油漿蒸發(fā)器產(chǎn)生的費(fèi)用，又避免了因油漿系統(tǒng)堵塞而導(dǎo)致的停工搶修事件，保障了裝置的長(zhǎng)周期運(yùn)行。