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煉油廠換熱器腐蝕失效預測及防控策略，收藏學習！

2022-07-20 15:48:22 作者：石油化工設備維護與檢修網來源：石油化工設備維護與檢修網分享至：

導讀

在石油煉制行業，石油的一次加工即是常減壓蒸餾。但是，很多常減壓蒸餾裝置從投產運行以來，頻繁地發生腐蝕泄漏等事故，導致非計劃停工，給企業造成巨大的經濟損失，也阻礙裝置實現長周期運行的目標。現階段，從國外進口的原油品質越來越差，氮、硫等雜質含量逐漸升高，致使常頂系統冷卻設備空冷器、換熱器等經常發生銨鹽堵塞、管壁沖蝕穿孔破裂，大大影響了生產任務的完成。常用的防腐蝕手段是材質升級，或者采用“一脫三注”等方案來減緩腐蝕，但原料油雜質含量升高引發的腐蝕失效依舊存在。

以某煉化企業常頂換熱器所在工藝段系統作為研究對象，進行傳熱計算和工藝分析，預測換熱器面臨的腐蝕形式，提出腐蝕防控優化方案，以幫助實現裝置安全長周期運行。

工藝過程分析

1 典型工況

ZH換熱器所在常頂系統日常的工藝參數和操作工況如下：操作壓力通常為0.11MPa，進出口溫度分別為126℃和82℃。表1至表5分別為收集的工藝數據，用于Aspen仿真計算。

2 工藝過程建模仿真

根據化學反應元素守恒原則，選用Aspen軟件利用逆推過程完成常頂系統的工藝建模。將收集到的物料信息、溫度和壓力等操作參數輸入到模型中，通過計算獲取常頂系統各個裝置內部多相流（油、氣、水）具體的組分和詳細物性參數。圖1為構建的Aspen計算模型。

常頂換熱器流動腐蝕預測

ZH常頂系統內部冷卻裝置為U型結構的換熱器，管程走低溫原油，殼程走常頂油氣，故不會面臨沖蝕。下文主要預測露點腐蝕與銨鹽結晶腐蝕。

1 露點腐蝕預測

根據Aspen軟件建立的運算模型，通過設置不同的溫度值，能獲取對應溫度值下的油、氣、水三相的各自相分率，進而獲取三相的相分率隨溫度變化的趨勢，如圖2所示。

由圖2可知，換熱器進口物流均為氣體，隨著換熱的進行，氣體逐漸被低溫原油冷卻，溫度逐步下降，水相在85℃左右出現，油相在95℃左右出現，故可以預判水的露點溫度約為85℃。換熱器內部溫度區間為82~126℃，因此，換熱器內部將會發生露點腐蝕。

露點腐蝕是否發生與硫化氫（H2S）、氯化氫（HCl）、氨（NH3）三者在水相中溶解后濃度值密切相關。圖3至圖5為三種腐蝕性介質在水相中濃度隨溫度變化的規律。

從圖3看出：在露點溫度處HCl介質溶解很快，形成較高濃度，數值約為0.027mol/mL，溫度繼續下降后，液態水快速增大，HCl濃度被很快稀釋降低。由圖4至圖5看出，另外兩種介質在露點溫度處幾乎不溶解。由此判定：換熱器內部將面臨HCl引起的露點腐蝕。

2 氯化銨結晶預測

NH3和HCl兩者在氣相中的比例可通過Aspen計算獲取，具體見圖6。

利用公式（1）至（3）可獲取該工況下NH4Cl的具體Kp值與溫度之間的變化規律：

將NH4Cl結晶曲線放置在一起，兩條曲線交匯處為NH4Cl開始結晶的時刻，如圖7所示。

從圖6看出：油相和水相出現后，HCl和NH3兩者在氣相中摩爾分率所占比例逐漸變大，主要是氣相中有部分物質冷卻變為水相和油相所致。從圖7看出：Kp值曲線和NH4Cl結晶曲線相交點為118℃，而換熱器操作溫度區間為82~126℃，判定NH4Cl鹽結晶沉積腐蝕會在換熱器內發生。

3 硫氫化銨結晶預測

氣相中H2S介質的摩爾分率隨溫度變化規律如圖8所示。

該工況下，硫氫化銨的Kp值隨溫度變化情況如圖9所示。

從圖9看出：該工況下，Kp值曲線和NH4HS結晶曲線無交匯點，預測換熱器內不會有硫氫化銨鹽結晶腐蝕風險。

4 腐蝕位置預測

借助傳熱軟件HTRI，建立換熱器模型并導入具體參數后得到管程、殼程、壁面層的溫度分布規律，從而開展腐蝕區域的范圍預測。

①常頂換熱器結構建模

常頂換熱器具體的結構參數如表6所示。三維模型見圖10。

②傳熱計算結果分析

換熱器內部殼程、管程和壁面層具體溫度分別見圖11至圖13。

由工藝模擬得知水露點溫度大約為85℃，NH4Cl結晶溫度大約118℃，結合圖11可得知：換熱器殼程在距管程進口約1.55m處為水露點位置，約5.8m處為結晶位置。考慮到傳熱過程中，流體溫度不會保持均衡性，會存在溫差梯度，壁面層的溫度最低，因此，實際的結晶位置和水露點位置會距管程進口更遠。

從圖12看出：換熱器管程中的低溫原油在換熱過程中溫度逐漸升高。壁面層溫度由導熱系數和管內外溫差決定。由圖13可知，在同一位置處，管束壁面溫度隨管程延長而增大。壁面層溫度均低于85℃，低于結晶和露點溫度。而進入換熱器的流體均為氣相，與冷的換熱器壁面層接觸后，會發生冷凝。壁面層物流會率先達到結晶溫度，故換熱器進口處就會發生兩種腐蝕。大量液態水形成在距管程入口1.55m以內，而1.55m之后區域液態水很少產生，會產生露點腐蝕和銨鹽結晶，故距管程進口1.55m之后區域為換熱器腐蝕發生的高危區段。

防控優化措施

結合上述換熱器面臨的腐蝕風險，根據目前的系統結構，提出對換熱器配管結構優化和調整三注來優化系統，避免銨鹽結晶沉積和露點腐蝕發生，確保運行周期內安全。

1 換熱器系統平衡度優化

換熱器系統擁有5臺換熱器，3臺U型結構，2臺板式結構，進口配管見圖14。

該布局結構將導致系統整體的平衡度很差。以Q1，Q2，Q3，Q4和Q5來表示系統中換熱器E101/1-5的具體流量，用式（4）來表示每臺換熱器的不平衡度。

采用流體仿真軟件Fluent開展數值模擬，得到各臺換熱器進口流量值。利用solidworks完成三維造型，用Gambit對模型完成網格劃分，通過仿真得到詳細流量值，見表7。

根據公式代入計算得到各臺換熱器的出口流量不平衡度數值，結果見圖15。

從圖15看出：該布置結構下，存在流量不均現象，為了確保每臺換熱器運行平穩性和所采取的防腐措施確實有效，需要進行平衡配管處置。

要實現平衡配管的目的，需將換熱器臺數設置為偶數，配管結構選用一分為二和二分為四的布置方案，如圖16所示。

采用Fluent對新配管布局進行建模計算，得到具體流量數值，結果見表8。

對新的換熱器布局方式的流量不平衡度結果進行分析，結果見圖17。

從圖17看出：相比圖16而言，平衡配管布置后系統的不平衡度獲得優化。

2 工藝防腐優化

換熱器所在的常頂系統，采用雙罐。通過換熱器冷卻后，將發生第一次氣液分離，氣相物質繼續進入第二段冷卻裝置完成氣液分離。由先前預測可知：目前措施下，第一段換熱器內部就面臨銨鹽結晶和露點腐蝕兩種風險，需采取工藝防腐優化來解決問題。

①注水措施優化

由先前工藝分析得知，換熱器前部注入的水在入口處已經氣化，并未形成液態水，無法有效沖洗銨鹽，而是會發生露點腐蝕。

為了避免這一腐蝕風險，考慮降低露點溫度，可取消換熱器前部的注水，來降低流體中水蒸氣分壓，進而降低露點溫度。圖18為取消換熱器前部注水后的油氣水三相隨溫度變化的質量流量規律。

從圖18看出：在操作壓力為0.11MPa的情況下，換熱器前部不注水，露點溫度大致為80℃，能夠低于出口的溫度。考慮到壁面層的溫度相對于管內溫度要低很多，殼體與壁面層接觸的地方將會面臨冷凝沖擊而發生腐蝕風險。NACE標準中規定換熱器出口溫度要高于露點溫度至少14℃，故需將出口溫度增至94℃。圖19為出口溫度為94℃時，壁面層的溫度隨距離的分布。

從圖19看出：將出口溫度提升至94℃后，能夠保證壁面層的溫度值均高于先前工況下的露點溫度80℃，將不會有露點腐蝕的風險。過高出口溫度不僅會降低熱量利用率，而且會額外增加生產過程的成本。從圖19可知：出口溫度設置在94℃時，壁面層溫度最低值為83.72℃，相對80℃的露點溫度高3.72℃，故還可以再降低出口溫度，降低生產成本。圖20為不同出口溫度下的壁面層最低溫度走勢。

從圖20看出：可將出口溫度設置為89℃，就能確保壁面層溫度最低值也高于80℃的露點溫度，考慮到需要增加一定的操作彈性，因此，建議將出口溫度升至91℃。

②注劑方案優化

在換熱器前部無注水的工況下，后續設備將不會有液態水的存在，同時要保證NH4Cl鹽不會結晶，需控制Kp值，確保換熱器出口溫度高于結晶溫度。降低Kp值實質是降低NH3與HCl兩種介質的分壓值。沒有液態水注入，第一段過程中注入的中和劑和氨反應會導致Kp值升高，增加銨鹽出現概率。因此，建議將中和劑和氨的注入點取消掉，來降低Kp值。

取消中和劑、氨、水后，校核下銨鹽結晶是否會發生在換熱器內。圖21至圖22分別為新方案下的NH3和HCl兩種介質在氣相中的摩爾分率變化規律和Kp值的變化趨勢。