馬文禮，何月倫，樊安寧，張?chǎng)螛?，張?/p>

（1.中國石油克拉瑪依石化有限責(zé)任公司，新疆克拉瑪依834003；2.神華新疆化工有限公司，新疆烏魯木齊831400）

某石化公司汽柴油加氫裝置于2004年11月投產(chǎn)，焦化汽油、焦化柴油、催化柴油混合后作原料，生產(chǎn)出精制柴油成品直接出廠，汽油作為催化重整原料。為滿足柴油國V升級(jí)要求，于2015年6月對(duì)該裝置進(jìn)行改造，設(shè)計(jì)規(guī)模為90×104t/a。以直餾柴油和焦化柴油為原料，采用FRIPP開發(fā)的FF-36加氫精制催化劑和FC-32A加氫裂化催化劑，副產(chǎn)部分石腦油和含硫干氣。改造后一次性試車成功，產(chǎn)出的汽、柴油滿足國V標(biāo)準(zhǔn)要求［1］。

裝置開工后，高壓換熱器E1103AB的換熱效率一直不達(dá)標(biāo)，導(dǎo)致反應(yīng)加熱爐負(fù)荷偏高，影響全廠柴油生產(chǎn)的物料平衡以及成品柴油調(diào)和。

1 工藝流程

濾后原料油進(jìn)入緩沖罐（D1101），再由反應(yīng)進(jìn)料泵（P1102/A、B）抽出升壓后與循環(huán)氫混合，先與加氫精制反應(yīng)產(chǎn)物通過換熱器（E1103/A、B殼程、E1101-N殼程）進(jìn)行換熱，再經(jīng)反應(yīng)進(jìn)料加熱爐（F1101）加熱至反應(yīng)溫度。從加氫改質(zhì)反應(yīng)器R-1102-N出來的產(chǎn)物經(jīng)換熱器（E1101-N管、E1102管、E1103/A、B罐）分別與混氫原料油、低分油換熱后，進(jìn)入反應(yīng)產(chǎn)物空冷器（A1101）及高壓分離器（D1103）［2］。為防止銨鹽結(jié)晶，在E1103B（管程）之前注水，簡易流程見圖1。

圖1 E1103AB工藝流程

2 換熱效率偏低現(xiàn)象簡述及原因分析

2.1 換熱效率偏低現(xiàn)象

裝置升級(jí)改造后，初期高壓換熱器E1103AB殼程進(jìn)出口溫差約105～110℃，最高可達(dá)115℃。隨著開工時(shí)間延長，E1103AB換熱器殼程進(jìn)出口溫差開始下降，最低降至80℃，目前溫差基本能穩(wěn)定在90～95℃。E1103AB換熱效率不足后，反應(yīng)加熱爐F1101入口溫度下降，在滿足加氫反應(yīng)溫度的條件下，F(xiàn)1101進(jìn)出口溫差高達(dá)50℃，加熱爐爐膛溫度最高升到820℃，影響加熱爐的安全運(yùn)行，換熱器進(jìn)出口溫差變化見圖2。

圖2 E1103AB換熱器進(jìn)出口溫差變化

2.2 原因分析

2.2.1 操作數(shù)據(jù)從表1的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)看，管程反應(yīng)生成油由252℃降至135℃，溫降為117℃，但實(shí)際生產(chǎn)過程中反應(yīng)生產(chǎn)油經(jīng)過E1103AB管程后溫降只有102℃；設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)中E1103AB殼程物料混氫原料進(jìn)換熱器溫度是53℃，換熱器出口溫度195℃，溫升142℃。但實(shí)際生產(chǎn)過程中E1103AB殼程物料混氫原料進(jìn)換熱器溫度為61℃，換熱器出口溫度為154℃，溫升只有93℃，遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值。

表1 E1103AB操作數(shù)據(jù)對(duì)比

2.2.2 換熱器核算根據(jù)實(shí)際工況及換熱器原始設(shè)計(jì)參數(shù)，對(duì)換熱器重新進(jìn)行核算（平均污垢熱阻系數(shù)取0.000 35 m2·K/W)，核算結(jié)果見表2。

表2 E1103AB詳細(xì)核算結(jié)果

經(jīng)過E-1103A/B換熱后，反應(yīng)產(chǎn)物理論上可由233℃冷卻至105℃，低于實(shí)測(cè)值33℃；混氫油理論上可由60℃加熱升溫至189℃，高出實(shí)測(cè)值41℃，見表3、4。

表3 E-1103A/B理論換熱溫度

表4污垢系數(shù)與換熱面積及總傳熱系數(shù)的關(guān)系

綜合計(jì)算結(jié)果可確定目前E-1103A/B反應(yīng)生成油換熱后溫度偏高并不是該換熱器實(shí)際換熱面積不夠?qū)е?。由?可見，當(dāng)E-1103A/B管束內(nèi)污垢系數(shù)由0.000 35 m2·K/W增至0.003 35 m2·K/W時(shí)，E-1103A理論所需換熱面積從78.97 m2增加到220 m2，其總傳熱系數(shù)將由0.47 kW/(m2·K)下降到0.16 kW/(m2·K)；E-1103B理論所需換熱面積將從114.03 m2增加到261.6 m2，已超過換熱器實(shí)際面積261 m2，其總傳熱系數(shù)將由0.43 kW/(m2·K)下降到0.19 kW/(m2·K)。如果管束的污垢系數(shù)繼續(xù)增加，E-1103A/B的理論所需換熱面積均將超過實(shí)際面積，即該換熱器將無法滿足目前的換熱需求［3］。

2.2.3 換熱器管程隔板脫焊2012年大檢修期間發(fā)現(xiàn)E1103/A管箱分程隔板與管箱殼體間焊縫開裂，局部焊口開裂。初步判斷是因長期超加工負(fù)荷造成分程隔板沖擊受力大而變形或管程壓降大造成隔板承受壓差大，或緊急停、開工過程中加工量突變對(duì)隔板沖擊大造成焊口開裂。

2.2.4 銨鹽結(jié)晶原料中的有機(jī)硫、氮、氯在催化劑的作用下與氫氣發(fā)生反應(yīng)，分別轉(zhuǎn)化成H2S、NH3、HCl，而H2S、HCl與NH3在氣相中發(fā)生如下反應(yīng)：

NH4HS和NH4Cl直接由氣相冷凝為固態(tài)晶體。在加氫工藝條件下，NH4HS結(jié)晶溫度為66～121℃，結(jié)晶常發(fā)生在高壓空冷器中；NH4Cl的結(jié)晶溫度為177～232℃，結(jié)晶常發(fā)生在高壓換熱器中。E1103A入口溫度250℃，出口溫度175～180℃，所以E1101A管束內(nèi)部易出現(xiàn)NH4Cl沉積，在有水存在時(shí)形成強(qiáng)酸，引起NH4Cl的垢下腐蝕［4］。

2.2.5 原料結(jié)垢在高溫條件下，原料中的S、N、O引發(fā)自由基聚合反應(yīng)和由Fe、Cu等金屬離子引發(fā)的催化聚合反應(yīng)形成結(jié)垢；另外，原料中固有的不溶懸浮凝聚、沉積，都會(huì)在換熱器表面沉積成垢，降低換熱器的傳熱系數(shù)，影響換熱器換熱效率［5,6］。

3 解決措施

3.1 優(yōu)化換熱流程，降低加反應(yīng)熱爐負(fù)荷

關(guān)閉混氫原料油與發(fā)應(yīng)生成油換熱器的所有副線，提高混氫原料油換熱后的溫度。降低汽提塔進(jìn)料與反應(yīng)生成油換熱量，將汽提塔進(jìn)料溫度降低至180～185℃，混氫原料油與E1103AB換熱后的溫度能增加3～5℃。

3.2 注水量控制

高壓換熱器管程注水量應(yīng)控制在裝置處理量的8%～10%，保證注水點(diǎn)處的液態(tài)水不低于總液量的25%。目前E1103B入口注水量只有3.3%，在目前加工量條件下可將改點(diǎn)注水量控制在7 t/h。

3.3 注入高溫緩蝕劑

在NH4Cl結(jié)晶前注入加氫專用高溫緩蝕劑，可分散黏附在管壁上的NH4Cl結(jié)垢，并阻止新鹽形成。該類緩蝕劑可隨高壓注水泵的注水注入高壓換熱器管程，加注量一般為處理量的10～15 ug/g。

3.4 新增換熱器注水點(diǎn)

在E1103A前增加除鹽水注入點(diǎn)，用于洗滌管束銨鹽。對(duì)通常除鹽水注入點(diǎn)溫度要在NH4Cl結(jié)晶溫度和水的露點(diǎn)溫度之間，E1103A換熱器入口溫度250℃，壓力7.0 MPa，通過查表得知7.0 MPa壓力下水的露點(diǎn)溫度是285℃，因此在E1103A管程前注水是比較合適的，能夠達(dá)到洗鹽的效果。

3.5 新增原料阻垢劑

增加原料阻垢劑系統(tǒng)，在原料反沖洗過濾器后注入防高溫阻垢劑，能有效抑制由原料中S、N、O引發(fā)的自由基聚合反應(yīng)和由Fe、Cu等金屬離子引發(fā)的催化聚合反應(yīng)形成的結(jié)垢。

4 結(jié)束語

經(jīng)過對(duì)某制加氫裝置高壓換熱器E1103AB換熱效率降低原因的詳細(xì)分析，并采取了相應(yīng)的措施，最終解決了換熱器效率下降的根本性問題，不僅大幅度減少了裝置的生產(chǎn)波動(dòng)、操作調(diào)整、低負(fù)荷運(yùn)行，同時(shí)為國內(nèi)相關(guān)設(shè)備人員處理同類高壓換熱器換熱效率降低提供了借鑒和參照。