直馏汽油芳构化装置再生系统腐蚀与控制
直馏汽油芳构化装置再生系统腐蚀与控制
杨强龙(南充炼油化工总厂)
摘要:文章阐述了直馏汽油芳构化装置再生系统的硫腐蚀状况及危害,并对腐蚀产生的原因进行了分析,提出了腐蚀控制方案,通过实际生产应用,该系统腐蚀得到较好控制。 关键词:直馏汽油芳构化 固定床催化剂再生 硫腐蚀 碱洗脱硫
1 前言
南充炼油化工总厂直馏汽油芳构化装置,是一套通过芳构化反应,将直馏汽油改质升质成高标号汽油调和组分的化工装置。该装置催化剂为固定床催化剂,反应周期较短,再生采用循环烟气烧焦方式,通过控制催化剂的床层温度,逐步升温烧去催化剂焦质,恢复催化剂活性,再生周期较为频繁。烧焦产生部分二氧化硫,随着烟气循环,浓度逐渐升高,产生较为严重的露点腐蚀,多次试着解决该问题但效果不好,已影响到生产,因此有必要对再生系统腐蚀原因进行仔细分析,找出有效的腐蚀控制方案。
2 催化剂再生系统腐蚀原因分析
2.1 催化剂再生工艺介绍
自系统来的氮气和净化压缩空气(补充用)按比例分别计量进入再生气分液罐(V104)分液后,经过脱硫罐(D101),干燥罐(D102),经再生气压缩机(C102A 、B )升压到0.45Mpa
(A )进入再生气换热器(E110)与循环气体换热后,进入再生气加热炉(F103)逐步加热至530℃去芳构化反应器(R101ABC ),从床层顶部自上而下进行烧焦。烧焦后高温烟气经再生气换热器(E110)与再生气换热后,由再生气冷却器(E111)冷却至40℃,进入再生气体压缩机(C102A 、B )循环操作。为节省氮气用量,再生气体循环使用,并根据反应器床层温度变化情况,控制风量大小。循环烟气在反应器尾部经冷却后直接向大气高点排空泄压,以保持压力平衡。(注:干燥剂根据使用情况用250℃热氮进行循环再生。)(见图1)
2.2 催化剂再生系统腐蚀状况
直馏汽油芳构化装置自2000年12月份开工以来,多次出现因为腐蚀造成再生系统管线、阀门、容器、冷却器泄漏,腐蚀产物造成烟气压缩机气阀频繁结焦而检修频繁,影响到了正常生产(见表1)。
表1 设备腐蚀情况表
2.3 再生烟气中硫含量分析
采样时间为2004年7月27日到29日,分析仪器采用烟气分析仪GA -60。采样位置在脱硫罐入口,采样数据在炉出口温度分别在400℃、430℃、520℃,烟气循环量1500m 3/h,反应器入口压力0.3MPa (表)固定条件下取得的。数据如图2
烟气组成和操作参数变化图 图2
1600
1400
1200
分析数据25
20151000
800
600
400
200
8:509:309:10
10:3011:3012:2013:0014:1010:0016:009:401050
采样时间
(注:受条件所限,所采样为连续三天内间断采样)
通过以上数据,搞清楚了两个问题:
一是催化剂烧焦过程中硫化氢和二氧化硫的产生过程。在催化剂表面烧焦阶段,吸附在催化剂表面的H 2S 气体,通过烟气循环首先释放出来,最高可达到770 mg/m3以上,此时焦质还未被点燃。当床层温度达到460℃以上时,H 2S 气体开始燃烧,含量迅速降低,含硫焦质氧化也开始产生SO 2。随着催化剂烧焦全面向催化剂内部孔道深入,SO 2气体含量逐渐升高,最高可达到1500mg/m3以上。当烧焦接近尾声,SO 2气体产生得越来越少,随着烟气不断外排和脱硫剂吸附,烟气中硫含量逐渐降低。
二是确认原再生脱硫工艺存在问题,更换脱硫剂仅4个多月,按设计要求是使用2年,但吸附SO 2、H 2S 气体效果很差,不再对脱硫剂进行再生,因为脱硫剂每次再生都对设备造成严重腐蚀,必须更改脱硫工艺。
2.4 腐蚀产物对催化剂危害
SO 2和 H 2S 对设备管线腐蚀的腐蚀产物经过烟气循环,大量进入催化剂床层表面,在高温氧化下,生成三氧化二铁,吸附在催化剂表面上降低了催化剂活性。根据洛阳工程设计院对2003年2月的芳构化催化剂评价分析报告,铁离子含量高达2000ppm
以上,掩盖了催
化剂活性中心,使其活性降低,从而缩短了催化剂寿命。
2.5 硫腐蚀原因分析
2.5.1 主要原因为酸露点腐蚀
芳构化反应生焦量大,占物料平衡1%左右,催化剂再生时,硫的化合物分解形成CO 2 、SO 2 等酸性气体,部分SO 2受金属氧化物等催化作用而生成SO 3气体,它们遇水后转变为H 2 CO 3、H 2SO 3、H 2SO 4,产生化学腐蚀,生成硫酸亚铁等腐蚀产物。主要反应方程式如下:
SO 2 + O3 SO2 +H22SO 3
SO 3 +H22SO 4 H2SO 44 +H2↑
在原催化剂再生工艺设计中,有脱硫工艺和干燥工艺,考虑到催化剂再生时产生的SO 2气体很少,该藏量的脱硫剂的硫容足够使用2年,脱硫剂饱和后,只需更换脱硫剂。并且通过干燥剂干燥作用,使再生气体始终保持在露点之上,不会对设备造成严重的腐蚀。这的确看不出该工艺有什么不对,该工艺在使用的初期大半年也运行得很好。但通过长期频繁的使用,问题就逐渐曝露出来了。首先,该脱硫剂采用HX-Z 型脱硫剂,硫容的确没有问题,但吸附效果却很差,且使SO 2集中,干燥剂再生时,少量明水被循环烟气携带进入脱硫罐,产生严重酸腐蚀。并且干燥剂采用3A分子筛,干燥剂同样要吸附SO 2,它不长期耐酸,粉化后和酸腐蚀产物在压缩机上气阀结焦,频繁造成设备故障。当干燥剂脱水效果下降,不能使再生气体温度高于露点时,便产生露点酸腐蚀,导致再生系统管线、容器和冷却器等腐蚀。时间越长,干燥剂干燥效果越低,越容易产生酸露点腐蚀,腐蚀越严重。要保证该装置再生系统长周期平稳运行,故必须对原有脱硫工艺进行改造。
另外,对脱硫剂进行再生也存在很大问题。特别是用过热蒸汽再生,脱硫罐处于常温,过热蒸汽进入脱硫罐后冷凝成水,脱硫剂中富含的SO 2变成酸,在温度较高、浓度较高的环境下,腐蚀尤为剧烈,不到2小时就可将脱硫罐底排凝新管线腐蚀穿孔。用热氮气对脱硫剂再生也存在问题,大量的SO 2气体被释放出来在也会形成严重的酸露点腐蚀,因此对该脱硫剂再生的工艺是不可行的。
2.5.2 H2S 腐蚀
芳构化反应时,直馏汽油中的有机硫也在高温富氢的环境下大部分分解成H 2S 气体,部分吸附在催化剂中,催化剂再生时,循环烟气将少量硫化氢带入再生系统,硫化氢与铁反应生成硫化亚铁及氢,对再生系统腐蚀影响较小。
Fe + H2↓ + H2↑
H 2S + SO2 3S+2H 2O
通入空气,FeS 转化为氧化铁
4 FeS + 7O
22O 3 + 4SO2
由于循环烟其中H 2S 含量较少,分压低,生成部分FeS 2膜,化学性质稳定,具有保护性,但有过热蒸汽通过时,对其保护膜进行破坏,转化为不稳定结构的FeS ,在温度较高情况下,遇空气就发生剧烈的氧化反应,这解释脱硫剂再生后遇空气发生自燃的原因。
3 脱硫工艺改造试验
3.1 脱硫工艺方案选择
芳构化装置再生烟气脱硫目前可采用两种方法:一是采用再生烟气碱洗;二是进行再生烟气高温脱硫。高温脱硫技术采用混合金属氧化物脱硫剂,采用固定床方式进行脱硫,目前该方法对燃烧的高含硫煤气进行脱硫,对本厂应用尚无经验,且成本较高。
故采用再生烟气碱洗脱硫方法。
碱洗脱硫试验
3.2.1 碱洗脱硫试验方案
再生系统腐蚀主要由SO 2、H 2S 遇水形成酸,注碱能彻底中和酸,新鲜碱水从常减压装置来,注碱入口选择在E111和V104分液罐之前,废碱水从V104罐底部自压到常减压装置碱水箱容7,再用碱水泵抽回来循环使用,最后排除的废碱水排至常减压装置废碱水箱,再集中到四车间酸中和处理;将原有脱硫罐脱硫剂移除,脱硫罐改为气液分离罐。
3.2.2 注碱量估算
A 、单台反应器释放总S 量估算
表2 计算结果
计算公式:烟气排放量=补充风量计算
B 、 理论用碱量估算
由反应方程式
H 2S +2NaOH =Na 2S +2H 2O
SO 2+2NaOH =Na 2SO 3+H 2O
CO 2+2NaOH =Na 2CO 3+H 2O
算出中和H 2S 、SO 2用碱量=22.73kg
由图2可以观察知道CO 2浓度高峰值在释放H 2S 、SO 2高峰期间,约34小时,
总CO 2量=18.5%×400 m3/h×1.29kg/ m3×34h =3245kg ,由此可知中和CO 2量耗量很大,但由Na 2CO 3 +SO 2=Na 2SO 3 +CO 2反应可知,碱水吸收的CO 2可以重新释放出来,故可考虑碱水在催化剂再生全过程中循环使用,并且要增大循环量,保证碱洗效果。
考虑实际耗碱量要大,设定实际用碱量为理论用碱量的3倍,故碱洗用碱量为68.2kg 。碱水浓度控制≯2%,防止碱腐蚀,实际操作时可根据脱硫效果来调整碱水循环量大小。
3.2.3 碱洗脱硫试验小结
因分液罐V104未作气液交换的内件改造,注碱点选择在冷却器E111入口,利用冷却器作为气液混合器,充分进行酸碱中和反应的效果更好,另外可以有效防止酸露点腐蚀。因实际操作情况,实际用碱量最低为200kg ,碱水循环量为1 m 3/h。经过生产运行表明,采用烟气碱洗方案,能够有效的脱除SO 2和H 2S ,但带来的副作用也是极其明显的:1)酸碱中和产生大量碱渣,通过碱水泵循环,使冷却器严重堵塞。故临时改为只注新鲜碱水,废碱水不再循环,直接排入废碱箱,这样增大了用碱量。2)注入碱水后,没有气液分离工艺,使气相携带大量碱水和碱渣,致使干燥剂极易饱和而失效,干燥剂产生较严重粉化和板结,碱渣和粉化干燥剂进入再生气压缩机组,造成机组吸排气阀严重结焦,检修频率高,影响到正常生产。
因此还必须完善和改进烟气碱洗脱硫工艺。
3.3 碱洗气分液的计算
3.3.1 再生烟气的循环量
由再生气压缩机型号LW-25/(1.5-4.5)-X知,工况排量为25m 3/min,若同时启用两台压缩机,最大排量为3000 m3/h。
3.3.2 重力沉降罐线速
将原有的脱硫罐D101脱硫剂卸出,改为再生烟气碱洗后重力沉降分液罐。沉降分液罐规格为Φ1600×7100,再生烟气进入分液罐线速为V t =0.414m/s
3.3.3 重力沉降最大液滴直径
〔1〕采用试算法进行计算(采用英制单位)
C (Re )2=0.95×108ρg D p /μ!32
① 假设可除去液滴直径为D p =150μm
计算得D p =159μm
试算结果与假设相近,故通过重力沉降可沉降直径150um 以上水滴
② 假设可除去液滴直径为D p =50μm
计算得需沉降罐直径为D =3.92m
③ 若要除去10μm 以下液滴直径,通过重力沉降无法达到。
计算得知,在本装置工况下,通过重力沉降只能沉降直径150um 以上水滴,由实际经验干燥剂极易饱和也可证明气体携带水量很高。故采用重力沉降达不到脱除水滴直径3~10μm 以下的要求,需采用气液过滤器或过滤网。
3.4 改造后碱洗脱硫工艺流程
再生烟气经过E111冷却后,通过气液分布器进入碱洗分液罐V104,碱洗后烟气通过气液分布器进入水洗罐D103(新增),通过水洗洗掉碱渣,然后进入重力沉降罐D101,沉降掉大部分水滴,然后进入气液过滤器(D104,新增)过滤,再到干燥罐进行干燥,最后进再生气压缩机循环。新鲜碱水通过分布器注入V104,碱水循环使用,并增大循环量至2.5 m 3/h,每次再生完后,用用清水冲洗碱水箱容7,防止碱渣堵塞冷却器和大量淤泥沉积。原则流程如图3所示:
图3 碱洗脱硫工艺原则图 干燥罐
过滤器分液罐水洗罐碱洗罐碱洗脱硫工艺原理:再生烟气中SO 2含量不高,只需在碱液罐内通过鼓泡进行充分气液交换,就能完成酸碱中和,有效脱除二氧化硫和硫化氢,再生烟气再通过水洗,洗去烟气携带的碱渣,在重力沉降分液前,先通过折流板,利用惯性离心力效应,从气体中把液体的大直径液滴分离出来,再进行重力沉降,脱除大部分水份,最后再生烟气中通过过滤和干燥剂干燥,达到催化剂再生水含量的要求。