馮愛金 付曉鋒 李劍（錦西石化公司）

國內煉廠常減壓裝置普遍采用塔頂注水的工藝抑制塔頂?shù)蜏夭课桓g，注水既可以中和塔頂酸性物質，又能使露點前移，防止后續(xù)設備管線的腐蝕；所以，塔頂注水對腐蝕的控制起著至關重要的作用。但隨著加工原油品質的日益變化，錦西石化公司南蒸餾裝置陸續(xù)出現(xiàn)了塔頂及后續(xù)設備管線腐蝕泄漏等問題，現(xiàn)有的三頂注水系統(tǒng)已經無法滿足生產需要，也無法保證裝置的長周期運行。由此可見，錦西石化公司南蒸餾裝置三頂注水系統(tǒng)改造勢在必行。

1 改造背景

1.1 腐蝕狀況

常減壓蒸餾裝置塔頂?shù)蜏夭课桓g主要是典型的HCl-H2S-H2O環(huán)境腐蝕，腐蝕的表現(xiàn)形式以露點腐蝕為主，同時存在垢下腐蝕。露點腐蝕主要發(fā)生在塔頂露點溫度區(qū)域，但在汽液兩相接觸區(qū)域也會發(fā)生和露點腐蝕同樣原理的劇烈局部腐蝕。同時，在塔頂注無機氨作為中和劑的條件下，會在管壁上形成銨鹽結晶，導致垢下腐蝕。露點腐蝕和垢下腐蝕都是比較強烈的局部腐蝕形態(tài)，是導致常減壓塔頂?shù)蜏馗g問題的主要因素[1]。

南蒸餾裝置以遼河原油為基礎料，同時摻煉不同種類的進口原油。近年來，隨著遼河原油的深度開采，裝置原料重質化和劣質化趨勢明顯，原油中硫含量、氯含量和酸值均有不同程度的增加，這樣在一定程度上加快了塔頂?shù)蜏夭课坏母g速率。遼河原油腐蝕物含量分析見表1。

表1 遼河原油腐蝕物含量分析

由表1可知，遼河原油中硫含量和酸值逐年遞增，而鹽含量也有逐年增加的趨勢。同時裝置摻煉的部分進口原油中也存在較高的腐蝕物含量（表2）。

表2 進口原油腐蝕物含量分析

在摻煉的上述進口原油中，存在單一腐蝕物含量超高的情況，與遼河原油混合后可在塔頂?shù)蜏夭课恍纬奢^為強烈的腐蝕介質，對管線和設備造成不同程度的腐蝕。近幾年，在南蒸餾裝置的生產過程中陸續(xù)出現(xiàn)了常頂油氣與原油換熱器管束腐蝕穿孔、減頂一級冷卻器脫液線彎頭腐蝕穿孔、常頂后冷器腐蝕泄漏、常頂空冷器管束腐蝕穿孔等低溫腐蝕問題，具體見圖1、圖2。

圖1 常頂油氣與原油換熱器管束腐蝕穿孔

圖2 減頂一級冷卻器脫液線彎頭腐蝕穿孔

1.2 改造前注水存在的問題

1.2.1 三頂注水水質較差

改造前南蒸餾裝置采用蒸、常頂含硫污水回注三塔頂?shù)墓に?，此工藝雖然充分利用了裝置廢水，但由于含硫污水本身pH值較低，氯離子和硫含量偏高，加之回注塔頂后會出現(xiàn)一定比例的汽化，揮發(fā)出腐蝕性物質，會造成塔頂設備二次腐蝕[2]；另外，蒸、常頂污水水量有限，達不到10%以上工藝防腐水量的要求。裝置典型的蒸、常頂含硫污水分析數(shù)據(jù)見表3。

表3 典型的蒸、常頂切水分析數(shù)據(jù)

由表3可知，南蒸餾裝置常頂含硫污水Cl-質量濃度經常超過30 mg/L，甚至接近50 mg/L，H2S質量濃度經常超過100 mg/L。查閱相關資料表明，當Cl-質量濃度超過30 mg/L時，金屬表面的保護膜會被破壞，腐蝕加劇。

1.2.2 注水點位置和分布不合理

南蒸餾裝置蒸發(fā)塔、常壓塔、減壓塔的塔頂三個注水點都設在塔頂餾出線中段，位置單一，不利于注水的有效分布。例如，減壓塔塔頂注水點設在油氣預冷器之前，就不利于水向后續(xù)一、二級水冷器分布，大部分注水會從預冷水冷器流進儲罐，使一些汽液兩相接觸部位未得到有效沖洗。另外，塔頂注水口都是管線直接對接在餾出線上，入管線內深度不足，沒有分配器或噴淋設施。改造前注水點連接形式見圖3。這種方式造成注水與酸性物質接觸效率低，不能充分洗滌油氣、吸收腐蝕介質。

圖3 改造前注水點連接形式

1.2.3 切水pH值控制不穩(wěn)定

改造前pH值監(jiān)測和調節(jié)過程全部為人工進行，人為因素較高，自動化程度低，存在著監(jiān)測不能連續(xù)和調節(jié)滯后的問題，造成切水pH值忽高忽低，波動大，超標時間較多[3]。

基于以上情況，經公司內部探討和外出調研，決定在2016年檢修窗口期對南蒸餾裝置三頂注水系統(tǒng)實施升級改造，以達到降低低溫腐蝕速率，滿足實際生產的需要。

2 改造情況

2.1 注水水質改變

本次改造注水水質采用重催凈化水替代原蒸、常頂含硫污水，方案為在重催凈化水水泵出口鋪設DN150專用線至南蒸餾裝置凈化水分配器，經過分配器后，作為蒸發(fā)塔、常壓塔、減壓塔的塔頂注水。由于凈化水pH值在8～9之間，呈堿性，硫化物和氯化物含量較低，可以更好地中和塔頂酸性物質，從而達到減輕腐蝕的目的。凈化水與原蒸、常頂含硫污水分析對比見表4。

表4 凈化水與原蒸、常頂含硫污水數(shù)據(jù)分析

2.2 注水量選取

參照《煉油工藝防腐蝕管理規(guī)定》實施細則，三頂注水量為塔頂餾出量的10%～25%。南蒸餾裝置負荷按3.5 Mt/a計算，塔頂油氣量按2015年8月裝置摻煉卡賓達原油拔出率最高時計算，則蒸頂理論注水量為4～10 t/h；常頂理論注水量為6～12 t/h；減頂由于H2S質量濃度較高，最高40 000 mg/L，且其水吸收量較低，注水量在10～15 t/h。當前實際注水量均參照理論注水量執(zhí)行。

2.3 注水方式改為分段注水

本次改造分別在常頂油氣與原油換熱器E1-1/1、2入口、蒸頂后冷器入口、蒸頂空冷器入口管線上加設注水點，以控制各部位管線和管束的腐蝕。在減頂二級水冷器前、減頂三級水冷器前各加一個注水點，以減緩二級、三級水冷器器壁及脫液線的腐蝕。共七個注水點分別安裝流量計及閘閥進行控制。采用分段注水的形式解決了單一注水不能有效分布的問題，使各易腐蝕部位均能得到有效沖洗，以減緩腐蝕速率。

2.4 注水點加設分布噴頭

在蒸發(fā)塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂、減頂預冷器前，注水點分別加設專用噴頭使注水實現(xiàn)更加有效的分布，可以使有限的注水更加充分地與油氣接觸，充分中和其中的HCl和H2S等腐蝕物質，以達到防腐蝕的目的。

本次改造注水噴頭采用洛陽德明石化設備有限公司的DM系列噴頭，水通過噴頭后呈霧狀散布，可完全潤濕管壁，使水相與酸性物質充分接觸，提升中和效果。噴頭形式及噴散效果見圖4。

圖4 噴頭形式及噴散效果

同時，由于減頂注無機氨形成銨鹽附著在管內壁，加裝噴頭可以使液態(tài)水穿過初凝區(qū)稀釋強酸后，可均勻冷凝，二次沖洗易結垢物質，防止垢下腐蝕穿孔。噴頭與介質接觸如圖5所示。

2.5 增加pH值在線監(jiān)測系統(tǒng)

本次改造分別在蒸發(fā)塔、常壓塔、減壓塔原有注緩蝕劑處增設pH值在線監(jiān)測系統(tǒng)，實現(xiàn)了三塔塔頂水相pH值可實時遠傳至DCS畫面，使pH值監(jiān)測更加準確，消除了人為控制的盲目性和滯后性。同時，本套pH值在線監(jiān)測系統(tǒng)現(xiàn)場探針采用套筒式插入結構，可在不影響生產的情況下，抽出并清理檢修。

圖5 噴頭與介質接觸示意圖

3 應用效果

南蒸餾裝置三頂注水系統(tǒng)于2016年11月改造完成并投用，車間對蒸發(fā)塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂切水pH值、鐵離子含量、硫化物和氯離子含量等一系列防腐指標進行連續(xù)跟蹤監(jiān)測，同時對低溫緩蝕劑注入量進行標定。改造前后腐蝕物分析數(shù)據(jù)見表5。

表5 改造前后腐蝕物分析數(shù)據(jù)

由表5可知，改造后pH值可控制在6～9的規(guī)定指標之間，比改造前更加穩(wěn)定；作為腐蝕監(jiān)測重要指標的鐵離子質量濃度均低于3 mg/L，表明腐蝕程度明顯減弱；同時，硫化物和氯離子含量與之前比較明顯降低，塔頂?shù)蜏夭课桓g得到了有效控制，管線、空冷器和水冷器腐蝕速率得到了降低。空冷器出口探針腐蝕監(jiān)測速率見圖6。由圖6可知，設備及管線腐蝕速率很低，原3年檢修一次可延長到5年檢修一次，且加上日常檢修和維護節(jié)省的成本，每年平均節(jié)省隱性成本約30萬元。

同時，由于注水效果良好，低溫緩蝕劑的注入量得以相應減少，并對緩蝕劑的注入量進行了標定。南蒸餾裝置2017年上半年累計消耗緩蝕劑36 t，單耗0.025 kg/t，耗量比去年同期減少5 t，單耗降低0.005 kg/t。緩蝕劑價格按20 000元/t計算，上半年累計降低成本10萬元，每年累計節(jié)省成本20萬元。

圖6 空冷器出口探針腐蝕監(jiān)測速率

由此得出結論，平均每年節(jié)省共50萬元，經濟效益尤為可觀。

4 結論

1）改造后蒸發(fā)塔、常壓塔、減壓塔的塔頂?shù)蜏夭课灰赘g點均可用大量水中和沖洗，塔頂設備腐蝕故障率降低。

2）注水點增設噴頭后，使注水分布更加均勻、合理，防腐效果增強。

3）增設pH值在線監(jiān)測后，各塔頂pH值監(jiān)測更加靈活、便捷，人為調節(jié)更加準確。

4）由于注水效果良好，低溫緩蝕劑物耗減少，一定程度上降低了加工成本。