彭新華

（中國石油化工股份有限公司金陵分公司烷基苯廠）

在金陵石化烷基苯廠烷基苯裝置中采用UOP公司氫氟酸（HF）-烷基化法工藝路線，即在HF催化下將苯和含烯烴約10%的nC10～nC13烷烯烴進行烷基化反應(yīng)[1]，生成工業(yè)直鏈烷基苯的混合物，經(jīng)過脫苯、脫烷烴、烷基苯精制等過程，制取高品質(zhì)的工業(yè)直鏈烷基苯。

1 存在的問題

2011年，烷基苯裝置由15×104t/a升級改造為20×104t/a，HF汽提塔進行了整體更換。投運后，發(fā)現(xiàn)該塔塔釜溫度過低，進一步檢查發(fā)現(xiàn)塔釜再沸器出、入口溫差較大，塔頂蒸出苯（循環(huán)苯）量偏低，無法達到設(shè)計值（≥13.6 t/h），且塔底物料氟離子含量偏高（表1）。

烷基化反應(yīng)的主產(chǎn)物是單直鏈烷基苯，但隨著烷基引入苯環(huán)，苯環(huán)的電子云密度增加，比原來的苯環(huán)更為活潑[2]；因此，在苯的鄰、對位易于接上烷基，形成二烷基苯，為了保證反應(yīng)向單烷基苯進行，采用過量的苯來參與反應(yīng)。若苯量較低，將導(dǎo)致烷基化苯烯摩爾比下降，烷基化副反應(yīng)增加[3-4]，烷基苯質(zhì)量降低。

因氟離子有較強的腐蝕性，若該塔塔底物料攜帶氟離子過多，到后續(xù)分餾塔中會加劇后續(xù)設(shè)備的腐蝕，因此工藝要求塔底氟離子盡可能地低。

從表1可以看出，改造前塔頂出料量為17 t/h，而改造后塔頂出料量遠低于改造前，造成烷基化苯烯摩爾比大幅下降，這不僅成為制約裝置提量生產(chǎn)的瓶頸，而且造成產(chǎn)品質(zhì)量下降。塔底氟離子質(zhì)量分數(shù)改造前小于1 mg/kg，改造后接近于2 mg/kg，增加幅度超過100%，嚴重影響后續(xù)設(shè)備的安全運行，為此展開討論及分析。

2 原因分析

2.1 流程介紹

從烷基化反應(yīng)器出來的含有苯（17%，質(zhì)量分數(shù)）、烷基苯（10%）、烷烴（73%）及微量HF的混合料進入HF汽提塔，為了保證氟化氫全部從塔內(nèi)蒸出，部分苯在HF汽提塔塔頂蒸出，送至反應(yīng)系統(tǒng)繼續(xù)循環(huán)使用，塔底物料送至下游裝置繼續(xù)分離。塔底由1個臥式虹吸再沸器供熱，塔底擋板內(nèi)液相送至再沸器殼層入口，被加熱汽化后，虹吸返回至塔內(nèi)進行氣液分離。HF汽提塔流程見圖1。

其原理為塔底最后一層塔盤來的液相物料被再收集槽收集后，由降液板引入虹吸擋板內(nèi)，根據(jù)重力自流進入再沸器入口，經(jīng)過再沸器加熱后，部分被汽化，變成氣液混合物，物料密度降低，產(chǎn)生密度差推動力；氣液混合物從再沸器出口至塔內(nèi)升氣孔處進行閃蒸[5]，汽相從升氣孔上升到上層塔盤，進行傳質(zhì)傳熱，液相進入塔釜，送至下游分餾塔繼續(xù)處理。

表1 汽提塔更換前后相關(guān)參數(shù)

圖1 HF汽提塔流程示意圖

2.2 塔釜熱源的影響

因裝置進行升級改造，處理量大幅提高，供熱量相應(yīng)提升，因此對再沸器熱負荷進行對比核算（表2）。

表2 再沸器更換前后相關(guān)參數(shù)

由表2可知，裝置升級改造后，熱油量伴隨大幅提升；加熱爐來的熱油溫度穩(wěn)定在321℃，無明顯變化；而出口溫度較改造前也大幅上升。結(jié)合表1看出，熱側(cè)（管層）出口溫度由280℃上升至290℃，但冷側(cè)（殼層）出口溫度由223℃降至221℃。結(jié)果表明，熱側(cè)供熱量足夠，但由于再沸器壓降、結(jié)構(gòu)因素，導(dǎo)致再沸效果不佳，致使冷側(cè)被加熱效率下降，因此，熱源不是造成塔內(nèi)熱量不足的原因。

2.3 進料溫度的影響

一般情況下，對于分餾塔，熱量主要從塔釜再沸器和進料獲取，同一物系的進料溫度，即q值對該塔分離及熱負荷有較大影響。該塔設(shè)計進料溫度為155℃，氣化率為9%，但實際操作值為158℃，高于設(shè)計值，因此，進料溫度不是造成塔內(nèi)熱量不足的原因。

同時，對該塔進料組分進行對比分析，如表3所示。

表3 進料組分

由表3可知，改造前后各組分無較大變化，因此排除進料組分的影響。

該次應(yīng)用SPSS 19.0統(tǒng)計學(xué)軟件處理納入研究的32例行髖關(guān)節(jié)置換的老年糖尿病患者涉及的所有數(shù)據(jù)，以率（%）的形式表示計數(shù)資料，采取 χ2檢驗，以（±s）形式表示計量資料，采取t檢驗，P＜0.05為差異有統(tǒng)計學(xué)意義。

2.4 再沸器循環(huán)量的影響

再沸器的循環(huán)量受加熱面積、傳熱系數(shù)、傳熱推動力等因素制約[6]。該再沸器傳熱面積為429 m2，經(jīng)相關(guān)設(shè)計核算滿足該塔加熱需求；傳熱系數(shù)由材質(zhì)決定，使用10#鋼可滿足要求；結(jié)合表1、表2可知傳熱推動力。再沸器熱側(cè)出口溫度高于更換前，但冷側(cè)出口溫度卻低于更換前。在熱側(cè)溫度及壓力不變情況下，冷側(cè)（殼層）出口溫度由223℃降至221℃，流速過低，汽化循環(huán)量不足，致使再沸器氣化率下降。

分析得出，從降液管下來的液相在液相擋板內(nèi)積聚，由于再沸器循環(huán)系統(tǒng)壓力降偏大，循環(huán)推動力不足，致使擋板內(nèi)物料一部分經(jīng)過再沸器；而另一部分未經(jīng)過再沸器；直接溢流至塔釜，造成塔釜物料溫度偏低，低于再沸器出口溫度，形成進出口溫差大的現(xiàn)象。

3 整改方案

結(jié)合2013年裝置檢修，從工廠整體效益考慮，在不影響裝置按時開工，盡量縮短檢修周期的情況下，保持主要設(shè)備再沸器殼體及管束尺寸不變，僅對再沸器殼層進、出口法蘭及管線進行擴徑處理，具體如下：

1）為減少再沸器殼層壓力降，提高再沸器循環(huán)量，將再沸器殼層出、入口管徑擴大。原殼層進口為1個DN300法蘭，出口為2個DN250法蘭，改造后進口為1個DN500法蘭，出口為2個DN400法蘭。

2）提高再沸器殼層入口壓力，將塔釜液相擋板高度由4 000 mm增至4 160 mm，提高了再沸器入口液相高度，以增加密度差推動力。

3）降低再沸器安裝高度，高度由3 000 mm降至2 800 mm，提高氣液相高度差，以增加密度差推動力。

4 結(jié)果與討論

4.1 再沸器溫差及處理量

整改后，各參數(shù)操作平穩(wěn)，裝置實現(xiàn)了整體提量。對整改前后溫差及處理量進行統(tǒng)計，如表4所示。

表4 再沸器整改前后相關(guān)參數(shù)

4.2 分離效果

HF汽提塔主要設(shè)計技術(shù)指標為：塔頂苯蒸出量大于或等于13.6 t/h，塔釜不含氣相HF。因HF汽提塔進料中含有微量化合態(tài)氟離子，為防止氟離子帶至下游裝置，需在高溫下將氟離子分解為HF，從塔頂與循環(huán)苯一起返回至反應(yīng)系統(tǒng)；若再沸器加熱效果不好，氟離子從塔斧帶至后續(xù)分離系統(tǒng)，加重后續(xù)設(shè)備的腐蝕；為此，根據(jù)塔底氟離子情況，工廠分別在2012年和2014年進行了標定，如表5所示。

表5 整改前后分離情況

由表5可知，塔頂出料量由12 t/h上升至18 t/h，超過技術(shù)指標最低值，滿足工藝要求。對比塔底氟離子含量發(fā)現(xiàn)，整改后氟離子含量明顯下降，表明改造后再沸器效果顯著。

5 結(jié)論

1）HF汽提塔頂出料量低的主要原因為再沸器循環(huán)推動力不足，塔底熱負荷不足。

2）通過對再沸器的出、入口管線口徑和安裝高度，以及再沸器槽內(nèi)擋板高度的整改，增加了再沸循環(huán)推動力，提高了再沸循環(huán)量，再沸器出、入口溫差由15℃降至1℃。

3）改造后，提高了汽提塔分離效果和處理能力，塔釜氟離子質(zhì)量分數(shù)由1.87 mg/kg降至0.6 mg/kg，大大降低了對后續(xù)設(shè)備的腐蝕，產(chǎn)能由180 t/h提高至212 t/h，達到擴產(chǎn)18%，提高工廠經(jīng)濟效益約2 000×104元/a。