粗苯精制多段蒸发器的操作与控制探讨_杨雅林.pdf

第 52 卷第 2 期 辽 宁 化 工 Vol.52，No.2 2023 年 2 月 Liaoning Chemical Industry February，2023 收稿日期收稿日期：2022-07-15 作者简介作者简介：杨雅林（1976-），男，河北省唐山市人，中级工程师，2016 年河北科技大学化学工程与工艺专业，研究方向：化工工艺、生产管理。通信作者通信作者：李婷（1983-），女，高级工程师，硕士，研究方向：化工工艺。粗苯精制多段蒸发器的操作与控制探讨 杨雅林，李婷（唐山旭阳化工有限公司，河北 唐山 063000）摘 要：苯精制预蒸发系统自开工半年以来工艺的操作过程中，多段蒸发器运行效果差，带液严重，各项指标达不到设计参数，给 100 单元装置安全生产和工艺操作带来了很大影响，同时在经常性排液操作过程中三苯的收率也受到了影响，为了进一步说明解决此问题的必要性和紧迫性，从理论和实际操作等诸多方面进行了详细探讨。关 键 词：粗苯精制；多段蒸发；带液；分离效果 中图分类号：TQ522.62 文献标识码：A 文章编号：1004-0935（2023）02-0226-03 苯、甲苯、二甲苯等芳烃作为重要的化工原料，主要来源有三个方面：石油炼制过程中催化裂化阶段产品高温裂解汽油中；催化裂化之后催化重整阶段产生的重整油中；煤焦化产品煤焦油中提取的粗苯1。焦化粗苯低温催化加氢的典型工艺为德国低温气相加氢技术(K.K 法)，在预加氢反应阶段采用 Ni-Mo 催化剂将粗苯中的双烯烃、苯乙烯、二硫化碳加氢转变为单烯烃；主加氢反应阶段采用 Co-Mo 催化剂加氢将单烯烃转变为饱和烃，同时将 S、N、O 转化成 H2S、NH3、H2O 而脱除。然后采用萃取精馏的方法将芳烃与非芳烃分离开，萃取剂为氮-甲酰吗啉，最终得到苯、甲苯、二甲苯2。1 100 单元预蒸发工艺简介 粗苯经高速泵分成两股进入系统，90的进入预蒸发器，通过 5 台预蒸发器（E101A-E）进行逐步加热汽化蒸发，从末级预蒸发器 E101E 出来后，通过喷嘴（J102）进入多段蒸发器（T101）的底部；10的粗苯直接从多段蒸发器顶部进入，充当塔顶回流液。从塔顶部出来的混合物料经过预反应器加热器，进一步提温后从预反应器的底部进入预反应器。工艺流程如图 1 所示。2 存在问题 唐山旭阳粗苯加氢精制装置，自开工半年以来多段蒸发器向预反应器带液非常严重，每 20 min 左右就必须排液 1 次，对预反应器带来很大的潜在危险。鉴于这种情况，从设备、操作等方面进行探讨，最后解决了带液问题，提高了粗苯汽化分离效果，为装置长期稳定运行打下了良好的基础。图 1 工艺流程简图 1）粗苯加氢精制装置多段蒸发器向预反应器带液非常严重，排液频率高。并且 T101 底部温度提不起来，提高塔釜温度的同时，多段蒸发器塔釜液位不断下降，当塔釜温度提高到 180 苯加氢精制装置多段蒸发 70，操作温度 192 苯加塔底液位消失，没有液位再重新建立液位是非常困难的。2）多段蒸发器残油没有外排量，带液问题一直存在，每小时需在预反应器底部排液 1 t 左右，此问题一直制约着装置的长期稳定运行。粗苯汽化分离效果差，残油中三苯含量过高（45%50），从多段蒸发器 T-101 的塔釜中抽出的残油的数量取决于 COLO 的质量。经验值抽取量不低于 3%6（相对于 COLO 的进料），否则已造成堵塞3-4，当然还要看其温度的高低。DOI:10.14029/ki.issn1004-0935.2023.02.031 第 52 卷第 2 期 杨雅林，等：粗苯精制多段蒸发器的操作与控制探讨 227 3）从焦化粗苯中分离出的重苯，产率一般占粗苯的 7%，对年产 10 万 t 的苯加氢装置，每年重苯的产量约为 7 000 t，重苯中含有溶剂油、古马隆树脂、工业萘和甲基萘等5，这些重组分一旦进入预反应器会在催化剂的表面结焦粘联，对于反应器带来的潜在危险很大。3 问题分析与探讨 3.1 多段蒸发器设备因素分析 多段蒸发器（T101）与其它的精馏塔比较，有以下 4 大特点：1）10粗苯从塔顶进入，充当回流液，其回流比仅为 0.1，非常小，不同于其它精馏塔，所以它的分离效果不会很高。2）进料时通过喷嘴在塔釜进料，加强了物料的汽化效果，气体从塔釜到塔板再一次通过喷嘴，再一次加强了汽化蒸发。3）T101 塔板层数较少。4）塔内上升的气相量，除了物料汽化所产生的气体量外，还有大量的循环氢。3.2 多段蒸发器工艺操作因素探讨 为了制定出合理的优化方案，将优化前的操作现状及设计值进行比较，结果如表 1 所示。表 1 优化前及设计工艺参数对比 项目 E101E 壳程 进口温度/E101E 管程 出口温度/E101A 壳程 出口温度/E102 壳程 进口温度/T101 顶部 温度/T101 底部 温度/位号 TI1009 TI1008 TI1014 TIc1022 TI1017 TI1018 设计值 244 189 83 291 189 209 优化前 198 165 78.6 249 181 180 1）保障塔釜液位的情况下尽量提高塔釜温度 在以前的操作过程中，T101 塔底温度一直偏低，原因是 T101 底部温度 TI1018 升到 180 时，液位无法控制。此次优化，首先在塔釜液位可控的范围内尽量提高塔釜温度，直到液位迅速下降，顶温迅速升高。调节过程结果如图 2 所示。图 2 提高塔釜温度过程中顶温、液位变化情况 由图 2 可以看出，在多段蒸发器塔釜温度升高到 180 之前，塔釜液位呈现缓慢下降的趋势，塔顶温度与塔釜温度同步上升且温差缓慢加大，但塔釜温度若继续升高时，塔釜液位迅速下降，而且塔顶温度迅速上升，降低塔釜温度来控制塔釜液位下降。液位下降因为在提高多段蒸发器塔釜温度的过程中，不断增大多段蒸发器的汽化量，再加上混合喷嘴的作用导致汽化量进一步加大，超过塔盘的承受能力而出现液泛，此时的现象便是塔顶温度迅速升高、塔釜液位不断下降原因；因 E102 壳程进口温度 TIC1022 无法提高到设计提供的参数，在E102 的旁通全部打开的情况下，也不能超过 250。导致预蒸发器 E101 管程及壳程温度都很低，这样就使 E101A-E 的换热效果较差，这样就把负荷转移给了 T101，导致多段蒸发器带液严重出现液泛。2）为了控制汽化量，塔釜液位不高便排液 为了克服因汽化量过大导致液泛的问题，在多段蒸发器塔釜液位不高的情况下便进行排液，排液量为 0.9 th-1（原料的 3.6左右），减少 T101 负荷，同时观察多段蒸发器的带液情况是否能够降低。在多段蒸发器排液过程中，塔釜液位开始下降，最后塔釜液位稳定在 60左右，带液量明显减少。3）为控制残油三苯量，再次提高塔釜温度 在塔釜液位和塔顶温度无较大幅度波动的情况下，尽量提升多段蒸发器塔釜温度，即提高TIC1022，来提高 E101A-E 的蒸发能力，减小 T101负荷，提高 T101 的分离效果，降低塔釜残油三苯含量。试验数据如图 3 所示。由图 3 可以看出，在维持残油外排量不变（0.9 th-1）的情况下，随着多段蒸发器塔釜温度的上升，塔釜液位会呈下降趋势，228 辽 宁 化 工 2023 年 2 月 当塔釜温度稳定在 197 左右时，塔顶温度也稳定在了 174 左右，塔釜液位稳定在 57.5左右。通过对残油进行化验分析，残油三苯含量为 30，萘含量 20左右。预反应器排液情况为 1.5 td-1，基本正常。4）为降低残油三苯含量提高塔釜温度至接近设计温度在多段蒸发器塔釜温度稳定在 197 和液位稳定在 57.5一段时间后，为了进一步降低残油三苯含量，继续提高塔釜温度操作参数，现在将T101 底部温度 TI1018 稳定在 198202 将塔釜液位控制在 55，其余各操作参数接近设计参数，残油含苯量得到进一步降低，残油排量在 3.1左 右，优化后操作与设计参数进行对比如表 2 所示。图 3 提高塔釜温度过程中顶温、液位变化情况 表 2 优化后多段蒸发器操作参数对比 项目 E101E 壳程 进口温度/E101E 管程 出口温度/E101A 壳程 出口温度/E102 壳程 进口温度/T101 顶部 温度/T101 底部 温度/T101 底部 液位/%位号 TI1009 TI1008 TI1014 TI1022 TI1017 TI1018 LIC1005 设计值 244 189 83 291 189 209 6070 优化后 245 175 86 287 180 202 5060 从以上数据还可以看出：E101E 管程出口温度较设计值低 14 左右，说明预蒸发器 E101A-E 换热效果较差。优化后的残油组成、外排量与设计见表 3 所示。表 3 优化后残油组成、外排量与设计值对比 组成 苯/甲苯/二甲苯/%三苯/萘/T101 残油/R101 残油/残油总量/优化前 2535 810 34 4050 1013 0 4 4 优化后 1520 68 23.3 2733 1820 2.9 0.22 3.1 4 结 论 唐山旭阳 20 万 t 粗苯精制装置经过这次优化操作，多段蒸发器带液问题得到了很好的解决，100 单元外排残油量也明显减少，残油的组成也基本达到了设计参数指标，后期将继续对操作参数根据实际情况进行调整，使装置各项指标达到设计指标标准。参考文献：1 唐文秀 10 万吨苯加氢工艺及分离甲基萘前景展望J 广东化工，2018，45(20)：191-192 2 唐文秀 10 万吨苯加氢工艺及分离甲基萘前景展望J 广东化工，2018，45(20)：191-192 3沈江红，黄贤弟，马克任.马钢苯加氢工艺的研究与改进J.燃料 与化工，2017,48（6）：53-54.4冯丽杰.苯加氢设备堵塞的解决方法研究J.化工管理，2016，10:109.5 唐文秀 10 万吨苯加氢工艺及分离甲基萘前景展望J 广东化工，2018，45(20)：191-192 Discussion on Operation and Control of Multistage Evaporator for Crude Benzol Refining YANG Ya-lin,LI Ting（Tangshan Risun Chemicals Co.,Ltd.,Tangshan Hebei 063000,）China Abstract:In the process operation of benzene refining pre-evaporation system since it was in operation for half a year,the operation effect of multi-stage evaporator was poor,the liquid carrying was serious,and the various indexes did not reach the design parameters,which brought great influence on the safe production and process operation of unit100,in order to further explain the necessity and urgency of solving this problem,the detailed discussion was carried out from the theory and the actual operation and so on.Key words:Crude benzol refining;Multi-stage evaporation;Liquid carrying;Separation effect