摘" " " 要：苯精制預(yù)蒸發(fā)系統(tǒng)自開工半年以來工藝的操作過程中，多段蒸發(fā)器運行效果差，帶液嚴重，各項指標達不到設(shè)計參數(shù)，給100單元裝置安全生產(chǎn)和工藝操作帶來了很大影響，同時在經(jīng)常性排液操作過程中三苯的收率也受到了影響，為了進一步說明解決此問題的必要性和緊迫性，從理論和實際操作等諸多方面進行了詳細探討。

關(guān)" 鍵" 詞：粗苯精制；多段蒸發(fā)；帶液；分離效果

中圖分類號：TQ522.62" " "文獻標識碼： A" " "文章編號： 1004-0935（2023）02-0226-03

苯、甲苯、二甲苯等芳烴作為重要的化工原料，主要來源有三個方面：石油煉制過程中催化裂化階段產(chǎn)品高溫裂解汽油中；催化裂化之后催化重整階段產(chǎn)生的重整油中；煤焦化產(chǎn)品煤焦油中提取的粗苯[1]。焦化粗苯低溫催化加氫的典型工藝為德國低溫氣相加氫技術(shù) （K.K 法），在預(yù)加氫反應(yīng)階段采用 Ni-Mo 催化劑將粗苯中的雙烯烴、苯乙烯、二硫化碳加氫轉(zhuǎn)變?yōu)閱蜗N；主加氫反應(yīng)階段采用 Co-Mo 催化劑加氫將單烯烴轉(zhuǎn)變?yōu)轱柡蜔N，同時將 S、N、O 轉(zhuǎn)化成 H2S、NH3、H2O 而脫除。然后采用萃取精餾的方法將芳烴與非芳烴分離開，萃取劑為氮-甲酰嗎啉，最終得到苯、甲苯、二甲苯[2]。

1" 100單元預(yù)蒸發(fā)工藝簡介

粗苯經(jīng)高速泵分成兩股進入系統(tǒng)，90％的進入預(yù)蒸發(fā)器，通過5臺預(yù)蒸發(fā)器（E101A-E）進行逐步加熱汽化蒸發(fā)，從末級預(yù)蒸發(fā)器E101E出來后，通過噴嘴（J102）進入多段蒸發(fā)器（T101）的底部；10％的粗苯直接從多段蒸發(fā)器頂部進入，充當塔頂回流液。從塔頂部出來的混合物料經(jīng)過預(yù)反應(yīng)器加熱器，進一步提溫后從預(yù)反應(yīng)器的底部進入預(yù)反應(yīng)器。工藝流程如圖1所示。

2" 存在問題

唐山旭陽粗苯加氫精制裝置，自開工半年以來多段蒸發(fā)器向預(yù)反應(yīng)器帶液非常嚴重，每20 min左右就必須排液1次，對預(yù)反應(yīng)器帶來很大的潛在危險。鑒于這種情況，從設(shè)備、操作等方面進行探討，最后解決了帶液問題，提高了粗苯汽化分離效果，為裝置長期穩(wěn)定運行打下了良好的基礎(chǔ)。

1）粗苯加氫精制裝置多段蒸發(fā)器向預(yù)反應(yīng)器帶液非常嚴重，排液頻率高。并且T101底部溫度提不起來，提高塔釜溫度的同時，多段蒸發(fā)器塔釜液位不斷下降，當塔釜溫度提高到180 ℃苯加氫精制裝置多段蒸發(fā)70％，操作溫度192 ℃苯加塔底液位消失，沒有液位再重新建立液位是非常困難的。

2）多段蒸發(fā)器殘油沒有外排量，帶液問題一直存在，每小時需在預(yù)反應(yīng)器底部排液1 t左右，此問題一直制約著裝置的長期穩(wěn)定運行。粗苯汽化分離效果差，殘油中三苯含量過高（45%～50％），從多段蒸發(fā)器T-101的塔釜中抽出的殘油的數(shù)量取決于COLO的質(zhì)量。經(jīng)驗值抽取量不低于3%～6％（相對于COLO的進料），否則已造成堵塞[3-4]，當然還要看其溫度的高低。

3）從焦化粗苯中分離出的重苯，產(chǎn)率一般占粗苯的 7%，對年產(chǎn)10 萬t的苯加氫裝置，每年重苯的產(chǎn)量約為7 000 t，重苯中含有溶劑油、古馬隆樹脂、工業(yè)萘和甲基萘等[5]，這些重組分一旦進入預(yù)反應(yīng)器會在催化劑的表面結(jié)焦粘聯(lián)，對于反應(yīng)器帶來的潛在危險很大。

3" 問題分析與探討

3.1" 多段蒸發(fā)器設(shè)備因素分析

多段蒸發(fā)器（T101）與其它的精餾塔比較，有以下4大特點：

1）10％粗苯從塔頂進入，充當回流液，其回流比僅為0.1，非常小，不同于其它精餾塔，所以它的分離效果不會很高。

2）進料時通過噴嘴在塔釜進料，加強了物料的汽化效果，氣體從塔釜到塔板再一次通過噴嘴，再一次加強了汽化蒸發(fā)。

3）T101塔板層數(shù)較少。

4）塔內(nèi)上升的氣相量，除了物料汽化所產(chǎn)生的氣體量外，還有大量的循環(huán)氫。

3.2" 多段蒸發(fā)器工藝操作因素探討

為了制定出合理的優(yōu)化方案，將優(yōu)化前的操作現(xiàn)狀及設(shè)計值進行比較，結(jié)果如表1所示。

1）保障塔釜液位的情況下盡量提高塔釜溫度

在以前的操作過程中，T101塔底溫度一直偏低，原因是T101底部溫度TI1018升到180 ℃時，液位無法控制。此次優(yōu)化，首先在塔釜液位可控的范圍內(nèi)盡量提高塔釜溫度，直到液位迅速下降，頂溫迅速升高。調(diào)節(jié)過程結(jié)果如圖2所示。

由圖2可以看出，在多段蒸發(fā)器塔釜溫度升高到180 ℃之前，塔釜液位呈現(xiàn)緩慢下降的趨勢，塔頂溫度與塔釜溫度同步上升且溫差緩慢加大，但塔釜溫度若繼續(xù)升高時，塔釜液位迅速下降，而且塔頂溫度迅速上升，降低塔釜溫度來控制塔釜液位下降。

液位下降因為在提高多段蒸發(fā)器塔釜溫度的過程中，不斷增大多段蒸發(fā)器的汽化量，再加上混合噴嘴的作用導(dǎo)致汽化量進一步加大，超過塔盤的承受能力而出現(xiàn)液泛，此時的現(xiàn)象便是塔頂溫度迅速升高、塔釜液位不斷下降原因；因E102殼程進口溫度TIC1022無法提高到設(shè)計提供的參數(shù)，在E102的旁通全部打開的情況下，也不能超過250 ℃。導(dǎo)致預(yù)蒸發(fā)器E101管程及殼程溫度都很低，這樣就使E101A-E的換熱效果較差，這樣就把負荷轉(zhuǎn)移給了T101，導(dǎo)致多段蒸發(fā)器帶液嚴重出現(xiàn)液泛。

2）為了控制汽化量，塔釜液位不高便排液

為了克服因汽化量過大導(dǎo)致液泛的問題，在多段蒸發(fā)器塔釜液位不高的情況下便進行排液，排液量為0.9 t·h-1（原料的3.6％左右），減少T101負荷，同時觀察多段蒸發(fā)器的帶液情況是否能夠降低。在多段蒸發(fā)器排液過程中，塔釜液位開始下降，最后塔釜液位穩(wěn)定在60％左右，帶液量明顯減少。

3）為控制殘油三苯量，再次提高塔釜溫度

在塔釜液位和塔頂溫度無較大幅度波動的情況下，盡量提升多段蒸發(fā)器塔釜溫度，即提高TIC1022，來提高E101A-E的蒸發(fā)能力，減小T101負荷，提高T101的分離效果，降低塔釜殘油三苯含量。試驗數(shù)據(jù)如圖3所示。由圖3可以看出，在維持殘油外排量不變（0.9 t·h-1）的情況下，隨著多段蒸發(fā)器塔釜溫度的上升，塔釜液位會呈下降趨勢，當塔釜溫度穩(wěn)定在197 ℃左右時，塔頂溫度也穩(wěn)定在了174 ℃左右，塔釜液位穩(wěn)定在57.5％左右。通過對殘油進行化驗分析，殘油三苯含量為30％，萘含量20％左右。預(yù)反應(yīng)器排液情況為1.5 t·d-1，基本正常。

4）為降低殘油三苯含量提高塔釜溫度至接近設(shè)計溫度在多段蒸發(fā)器塔釜溫度穩(wěn)定在197 ℃和液位穩(wěn)定在57.5％一段時間后，為了進一步降低殘油三苯含量，繼續(xù)提高塔釜溫度操作參數(shù)，現(xiàn)在將T101底部溫度TI1018穩(wěn)定在198～202 ℃ 將塔釜液位控制在55％，其余各操作參數(shù)接近設(shè)計參數(shù)，殘油含苯量得到進一步降低，殘油排量在3.1％左右，優(yōu)化后操作與設(shè)計參數(shù)進行對比如表2所示。

從以上數(shù)據(jù)還可以看出：E101E管程出口溫度較設(shè)計值低14 ℃左右，說明預(yù)蒸發(fā)器E101A-E換熱效果較差。

優(yōu)化后的殘油組成、外排量與設(shè)計見表3所示。

4" 結(jié) 論

唐山旭陽20萬t粗苯精制裝置經(jīng)過這次優(yōu)化操作，多段蒸發(fā)器帶液問題得到了很好的解決，100單元外排殘油量也明顯減少，殘油的組成也基本達到了設(shè)計參數(shù)指標，后期將繼續(xù)對操作參數(shù)根據(jù)實際情況進行調(diào)整，使裝置各項指標達到設(shè)計指標標準。

參考文獻：

［1］唐文秀．10 萬噸苯加氫工藝及分離甲基萘前景展望[J]．廣東化工，2018，45 （20）：191-192．

［2］唐文秀．10 萬噸苯加氫工藝及分離甲基萘前景展望[J]．廣東化工，2018，45 （20）：191-192．

［3］沈江紅，黃賢弟，馬克任.馬鋼苯加氫工藝的研究與改進[J]. 燃料

與化工，2017， 48（6）：53-54.

［4］馮麗杰.苯加氫設(shè)備堵塞的解決方法研究[J]. 化工管理，2016，10： 109.

［5］唐文秀．10 萬噸苯加氫工藝及分離甲基萘前景展望[J]．廣東化工，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