酸性水汽提塔由直接蒸汽汽提改造為重沸器間接汽提的設計

劉成軍 邱立波 葉淑珍 溫世昌

中國石油華東設計院 青島 266071

該酸性水汽提裝置始建于上世紀90年代初期，用于處理常減壓、重油催化裂化裝置產生的酸性水。該裝置公稱規模為25t/h，采用單塔加壓側線抽出汽提工藝將硫、氨等有害物質除去。由于污水處理場的現有規模已不能滿足日益增長的生產污水、生活污水的處理要求，迫切需要將酸性水汽提塔由直接蒸汽汽提改造為重沸器間接汽提，以減少進入污水處理場的水量，同時對重沸器蒸汽凝結水進行回收利用。

改造的難點在于酸性水汽提塔裙座高度(2m)，重沸器系統水汽循環受限，對重沸器布置高度有嚴格要求。通過精心分析和計算，在現有條件下對裝置實施了改造并一次開車成功。

1 工藝流程調整

常減壓、重油催化裂化裝置的酸性水進裝置后經脫氣、除油進原料水罐，經沉降除油后由泵抽出，分兩路進酸性水汽提塔：一路冷卻至40℃以下，作為冷進料進塔頂；另一路經換熱升溫至150℃以上作為熱進料進汽提塔中部。塔內酸性水通過1.0MPa、250℃過熱蒸汽汽提將H2S和CO2自塔頂吹出，然后經過冷卻、分液后送出裝置。酸性水中的NH3在蒸汽汽提和塔頂回流的雙重作用下被分離出來并富集于24#塔板附近，經側線抽出并經三級分凝逐級降溫、降壓、分水、固硫后進氨水配置部分；汽提裝置產生的凈化水(要求NH3≤100ppm、H2S≤50ppm)送污水處理場。

該工藝流程改造主要集中在塔釜部分，見圖1。

圖1 改造前后塔釜部位工藝流程簡圖

圖1(a)為改造前的工藝流程，采取直接蒸汽汽提，汽提蒸汽在汽提過程中被冷凝，并作為塔底凈化水的一部分送出裝置。

圖1(b)為改造后工藝流程，采用間接汽提，增設一臺熱虹吸式重沸器，產生的蒸汽凝結水被回收利用。

1.1 安全閥設置

改造前，安全閥設置在調節閥FV6204之后的汽提蒸汽管線上，泄放介質主要為蒸汽。改造后將該閥設置在塔釜氣相空間，并利用原蒸汽汽提口作為安全閥入口管嘴。

分別從閥門誤關閉、控制閥故障、不正常的熱量或蒸汽輸入、換熱管破裂及外部火災等工況分別計算泄放量，最終確定控制閥故障時需要的泄放量4486kg/h為安全閥所需排放量，這與改造前的泄放量4196kg/h差別不大，經核算安全閥可利舊。

1.2 選擇重沸器

由于改造前采用蒸汽直接汽提，原汽提塔裙座高度為2m，經核算，采用常規循環式熱虹吸式重沸器時，其進、出口物料的密度差所產生的“驅動力”不能克服物料循環過程中的阻力，重沸器系統不能自行循環，故只能選用一次通過式熱虹吸式重沸器，該類型重沸器的入口側液體自1#板降液管抽出，其產生的額外壓差可彌補汽提塔裙座高度過低的缺陷。為防止工藝介質在重沸器內呈霧狀流而導致傳熱系數大幅度下降，在設計時控制重沸器循環物料的汽化率不超過30%。

1.3 增加重沸器入口與塔底出料口旁通線

開工時，重沸器進料抽出斗中無液體，相應地重沸器中也就沒有進料被加熱蒸發。為方便開工，增設了一條自塔底出料口至重沸器入口的旁通線。開工時，打開旁通閥，使預存在塔釜中的液體在重力作用下自流進重沸器，在重沸器中被加熱并返回塔，直至重沸器進料抽出斗中產生液位并達到一定高度后關閉旁通閥。旁通線的管徑與塔底出料線相同。

1.4 設置調節閥位置

重沸器上的調節閥可設在出口凝結水管線上，也可設在入口蒸汽管線上。

調節閥設在出口凝結水管線，可降低調節閥尺寸，且由于在蒸汽入口管線上沒有調節閥的壓降損失，蒸汽總是在供氣壓力下冷凝，故重沸器的傳熱溫差較大，傳熱速率較大。但其傳熱速率是通過改變重沸器內冷凝液液位來調節的，存在開和關的特性不相同的缺陷，閥開時傳熱面積改變較快，而閥關時傳熱面積改變較慢，因此給調節器參數的整定帶來一定的困難，控制品質也較差。

調節閥設在入口蒸汽管線上可通過改變閥的開度，立即改變加熱蒸汽的流量和閥后蒸汽壓力，進而改變蒸汽冷凝溫度來調節傳熱速率。當調節閥開大時，閥后蒸汽壓力增高，飽和蒸汽的平衡溫度上升，重沸器的傳熱溫差增大，傳熱速率增大，蒸發速率加大；反之當調節閥關小時，傳熱速率降低。該控制具有調節品質好、動態響應靈敏的優點。

經核算原蒸汽調節閥可利舊，故改造將調節閥設置在加熱蒸汽管線上。

2 汽提塔的改造

酸性水汽提塔全塔總高為37638mm，共有40層浮閥塔盤和兩段金屬鮑爾環填料。改造前酸性水汽提塔塔釜部分尺寸見圖2。

圖2 改造前酸性水汽提塔塔釜部分尺寸簡圖

2.1 塔釜液位儀表

改造將塔內汽提蒸汽的管排式液體分布器拆除，并將最底層塔盤(1#塔板)與其降液管密封盤間的距離由原來的500mm增加到850mm，目的是增加降液管中氣、液相的分離空間，使重沸器進料抽出斗中的液體盡量不含氣體。

酸性水汽提塔釜液(凈化水)經換熱、冷卻后采用液位和流量串級控制出裝置，根據文獻[1]，按釜液出料流量計算的最小停留時間可為5min。裝置釜液出料流量為26.02m3/h，取正常液位距塔底封頭切線3.5m，據此計算的停留時間為t：

t=(3.5×1×1×0.785)/26.02=0.105h=6.3 min

滿足最小停留時間為5min的要求。若按在最高液位時的停留時間比在正常液位時的停留時間多1min設計，則經計算最高液位距塔底封頭切線距離為4.03m，該液位也在原液位變送器和磁浮子液位計的量程范圍內，故原塔釜液位計位置和數量可保持不變。

2.2 重沸器進料抽出斗

為防止液體越過抽出斗出口堰直接流入塔釜，抽出斗出口堰應比降液管底密封盤出口堰高100～200mm。兩堰間的水平距離為2倍降液管底隙高度或等于100mm(取兩者之間的較大值)，以使液體從密封盤順暢地流入抽出斗[1,2]。

抽出斗底部與密封盤底部的垂直高度一般為重沸器進料抽出口直徑+50mm或重沸器進料抽出口直徑的1.5～2.0倍。該抽出口應盡量與抽出斗底部齊平。重沸器進料抽出斗簡圖見圖3。

圖3 重沸器進料抽出斗簡圖

圖3中管嘴20為重沸器進料抽出口，管嘴21為重沸器出料返塔口，管嘴3原為汽提蒸汽口，現改為安全閥口。

應注意的是，重沸器進料抽出斗一定采用滿焊，并在開車前充水試漏，以防止漏液，否則會帶來重沸器供液不足、出口氣化率上升等問題。

2.3 升氣管

升氣管指從重沸器出料口至返塔口的這段管線。氣、液兩相物流在升氣管內垂直向上流動時，其流動形態可能為塊狀流。塊狀流是一種氣、液相交替脈動的不穩定流態，對操作不利，應盡量避免。一般來說，操作壓力越高或汽化率越大，就越不易產生塊狀流。根據實踐經驗，當升氣管內流速大于4.5m/s時可保證氣、液混相在管內均勻流動。但升氣管內流速也不應過大，否則升氣管壓降過大，兩相循環流動不暢，將使塔釜液面超過重沸器返塔口，導致汽提塔液泛。

升氣管最大流速可由式(1)和式(2)計算確定[1]：

umax=77.16(ρm)-0.5

(1)

ρm=100/[x/ρV+(100-x)/ρL]

(2)

式中，umax為升氣管內介質最大流速，m/s；ρm為升氣管內氣、液兩相平均密度，kg/m3；ρL為管內液相物料密度，kg/m3；ρV為管內氣相物料密度，kg/m3；x為重沸器出口重量汽化分數，%。

經計算，升氣管公稱直徑選DN250mm，管內介質流速為10.86m/s，小于由式(1)和式(2)計算的最大流速19.46m/s，符合要求。

2.4 升氣管返塔口位置

一般要求升氣管返塔口底部與塔釜最高液面的距離≥150mm，以防止塔釜液面過高時產生過多的霧沫夾帶；返塔口頂部與最底層塔板的距離應≥400mm，或該口中心線與最底層塔板的距離≥正常板間距+300mm，以防該段距離過小時氣體攜帶過多的液體返回最底層塔板引起液泛。

經計算，將升氣管返塔口中心線設在距離塔釜最高液面420mm、距離最底層塔板1550mm處，可滿足要求。

升氣管返塔口應與最底層塔板密封盤平行設置，盡量不沖擊塔底密封盤、塔底密封盤溢流物流和最底層塔板降液管，且應避免內彎向下或斜向下，否則重沸器返塔物流可能沖擊塔底密封盤溢流物流，使上升氣體夾帶過多液體而造成最底層塔板液泛，也可能直接沖擊降液管或密封盤，過熱的返塔物流會加熱降液管或密封盤的飽和液體，使其氣化，造成降液管液泛。如返塔口介質向下或斜向下流動，會破壞塔釜液面的穩定。

3 改造后運行情況

改造后裝置運行平穩，其主要運行參數與改造前的對比見表1。

表1 改造前后裝置的主要運行參數對比

由表1可見，改造后凈化水中H2S含量<10ppm、NH3含量為70.1ppm，滿足污水處理場進水水質H2S含量≤50ppm、NH3含量≤100ppm的要求。去污水處理場的凈化水流量由19.75t/h降低至15.55t/h，噸原料能耗由643.79MJ降低至610.38MJ，各項指標均達到了設計要求。

4 結語

(1)改造后的裝置運行平穩，凈化水的各項質量指標均達到設計要求，重沸器進料抽出斗等的合理設計是改造成功的關鍵。

(2)裝置改造成本低、工作量少，在塔裙座高度僅為2m的情況下改造成功，為同類裝置的改造提供可借鑒的經驗。

參 考 文 獻

1 Kister, H. Z..Distillation Operation[M].New York: McGraw-Hill, 1989:83-110.

2 劉成軍. 熱虹吸式重沸器循環回路的設計探討[J].化工設計,2008,18(6):24-26.