低温甲醇洗热再生系统存在的问题及改进措施.doc

低温甲醇洗热再生系统存在的问题及改进措施 3
丁武松 　 宁 　 平
(昆明理工大学环境科学与工程学院 　 650093
摘要 　 针对低温甲醇洗装置克劳斯气夹带甲醇及系统甲醇中油含量高的问题 , 分析其原因并提出改进措 施 。 对克劳斯气分离器降液管改造后 , 消除了克劳斯气夹带甲醇的现象 , 降低了系统甲醇中的油含量 , 取得了较 好的经济效益 。
关键词 　 低温甲醇洗 　 克劳斯气 　 改造
Problem s i n Regenera ti on Syste m by Hea ti n g for
L ow 2Tem pera ture M ethanol W a sh Process and I m provem en t M ea sures D ing W us ong and N ing
Abstract 　 W ith a vie w t o s olving the p r oble m s of the l ow 2 te mperature methanol wash unit and high oil in , are analyzed and i m p r ove ment p . downcomer of the Claus gas separa 2 t or, by the oil content in the methanol in the syste m re 2 ic benefit obtained .
　 l ow 2te mperature methanol wash 　 Claus gas 　 ref or m
　　 低温甲醇洗是解化集团公司二期技改工程 ,
自 1998年底试运行以来 , 一直存在着克劳斯气夹
带甲醇及系统甲醇中油含量高的问题 , 不仅甲醇
消耗增加 , 而且严重影响了低温甲醇洗和液氮洗
的安全稳定运行 。 为此对克劳斯气分离器降液管
进行了改造 , 改造后消除了克劳斯气夹带甲醇的
现象 , 降低了系统甲醇中的油含量 , 取得了较好的
经济效益和社会效益 。
1　 热再生系统工艺流程简介
低温甲醇洗热再生系统工艺流程见图 1。 来自
W -508的富 H 2S 甲醇液在热再生塔 K -505Ⅰ 段减
压闪蒸 , 热闪蒸气经 W -509冷凝后 , 冷凝的甲醇进
入 K -505Ⅲ 段作回流液 , 出 W -509的热闪蒸气 (含
C O 284. 51%, H 2S 9. 40% 经 W -510冷却后进入 K
-504Ⅱ 段底部进行 H 2S 提浓的再吸收。
经过热闪蒸后的 K -505Ⅰ 段富 H 2 S 甲醇液
进入 K -505Ⅱ 段加热再生 , 甲醇中溶解的酸性气 体被热再生塔再沸器 W -515产生的甲醇蒸气气 提析出 , 出 K -505Ⅱ 段顶部的带甲醇的酸性气经 W -511和 W -512冷凝后进入 K -505Ⅲ 段进行 气液分离 , 其中大部分甲醇被冷凝后进入 K -505Ⅲ 段作回流液 。 出 K -505Ⅲ 段的克劳斯气在 W -513中被来自 K -503Ⅲ 段的 CO 2闪蒸气冷却至 -21℃ , 再经氨冷器 W -514冷却至 -40℃ 后进 入克劳斯气分离器 F -502。在 F -502中 , 被分 离的甲醇冷凝液经 F -502底部 U 形降液管返回 K -505Ⅲ 段作回流液 , 出 F -502顶部的克劳斯 气经 W -511复热后送克劳斯硫回收装置 。 K -505Ⅲ 段的甲醇经 P506泵送至 K -505Ⅱ 段顶部作回流液 。 K -505Ⅱ 段底部经过完全再 生后的甲醇经 P -507泵送至 W -508、 W -507
和 W -522氨冷器冷却至 -40℃ 后 , 送 CO 2
吸收 塔 K -502顶部作精洗甲醇 。
54
第 32卷 　　　　　　　　　　　　　　　 化肥工业 　　　　　　　　　　　　　　 第 5期 3本文作者的联系方式 :dws_643@163.

com
图 1　
K -505. 热再生塔 　 F -502. 　 --509. 热闪蒸气冷凝器
W -510. W -　 W -513. 克劳斯气 /排放气换热器 W -514. 　 -　 P -506. 热再生塔回流泵 　 P -507. CO 2吸收塔给料泵
2　
2. 1　
低温甲醇洗装置自开车投运以来 , 当蒸汽压 力或其它外部条件稍有波动 , 就会引起克劳斯气 压力的波动 , 出现克劳斯气夹带甲醇的现象 , 克劳 斯气出口压力 PR -5096升高 , 出口温度 TR -5096迅速下降至 0℃ 以下 。此时若开大克劳斯 气出口压力调节阀 P V -5095阀位来降低克劳斯 气压力 , PR -5096非但不下降反而会升高 , 克劳 斯气夹带甲醇更加严重 ; 若关小 P V -5095阀位 , 也会使克劳斯气压力升高 , K -505Ⅱ 段热再生甲 醇中的酸性气不能被全部及时气提析出 , 热再生 甲醇再生不完全 , 使 K -502塔顶部的精洗甲醇 吸收效率下降 , 导致 K -502塔顶部 H
2
S 和 CO 2微量上升 。 克劳斯气夹带甲醇时的相应工艺参数 变化情况见表 1。
表 1　 克劳斯气夹带甲醇时部分工艺参数变化情况
项目 PR -5095/MPaPR -5096/MPaTI -5103/℃ TI -5104/℃ TR -5091/℃ TR -5096/℃ △ T (T R -5091-T R -5096 /℃
测量对象 入 W -511的
热再生气压力
出 W -511的
克劳斯气压力
出 W -513的克
劳斯气温度
出 W -513的排
放气温度
入 W -511的热
再生气温度
出 W -511的克
劳斯气温度
W -511热短温差
工艺指标 0. 210. 15-21147735-正常工况 0. 180. 13-14187863<20带甲醇时 0. 300. 25-36<0>80<0>20
　　 从表 1可看出 , 克劳斯气夹带甲醇时 , TI -5103和 TI -5104温度迅速下降 , 这表明从 W -513到 W -514的克劳斯气量减少了 , 其余的克 劳斯气则冲破克劳斯气分离器 F -502底部 U 形 降液管液封后沿 U 形降液管往上反冲至 F -502, 与经过 W -513和 W -514冷凝后的克劳斯气混 合 , 形成气液夹带的状况 , 从 F -502顶部排出 。 由于克劳斯气夹带着经 W -513和 W -514冷凝 的 -40℃ 甲醇冷凝液 , 而甲醇易挥发 , 在挥发过 程中吸收热量后体积膨胀 , 因此克劳斯气夹带甲 醇时 , 克劳斯气出口温度 T R -5096迅速下降至

0℃ 以下 , 出口压力 PR -5096则迅速升高 , 此时开 64

大 P V -5095阀位则克劳斯气流速和流量增加 , 带走的甲醇也增加 。
由于 F -502没有液位指示 , 故在实际操作过 程中 F -502容易出现满液位或排空现象 , 这时克 劳斯气压力稍有波动就会导致克劳斯气夹带甲 醇 。 克劳斯气夹带甲醇不仅工艺调整相当困难 , 要很长时间才能恢复正常 , 而且甲醇损失非常大 (表 2 , 系统要补充大量新鲜甲醇才能维持正常 运行 。
2. 2　 系统甲醇中油含量高
表 2　 克劳斯气全分析数据
取样时间 CO 2/%H 2S/%O 2/%CO /%烃类 /%CH 3OH /(mg ・ m -3 2003-03-01T10:0061. 4235. 480. 10. 34. 730855. 64 2003-03-01T16:3064. 1030. 900. 20. 34. 552135. 39 2003-03-02T10:0067. 7027. 000. 10. 34. 910552. 25
　　 褐煤加压气化所制得的变换气中油含量较
高 , 变换气在 H
2
S 吸收塔 K -501的预洗段用 1. 6
m 3/h的冷甲醇洗涤吸收后 , 虽然大部分气态轻油
被洗涤脱除 , 但仍有极少量的残余气态轻油随变
换气带入系统甲醇 , 运行时间一长就在系统中慢
慢累积增加 , 使系统甲醇中油含量升高 。这些油
中的低沸点烃类物质挥发到净化气中 , 随净化气
带至 600#
#
对 K -505Ⅱ 段热再生甲醇 、 K -505Ⅲ 段回流
甲醇及 F -502分离的冷凝甲醇分别取样进行油
含量分析 , 分析数据见表 3。
表 3　 甲醇中油含量分析数据
取样时间 K -505Ⅲ 段回
流甲醇 /%
F -502冷
凝甲醇 /%
K -505Ⅱ 段热再 生甲醇 /(mg ・ L -1
2003-11-074572453 2003-11-084567233 2003-11-165470186注 :K -505Ⅲ 段 、 F -502甲醇中油含量的测定方法是用量筒取样 100mL, 然后加入 100mL 水搅拌、 静置 10m in, 再读取上部油层 体积所得
从表 3可看出 , K -505Ⅲ 段回流甲醇和 F -502分离的冷凝甲醇中油含量特别高 。这是因为 从变换气进入系统的低沸点轻油在 K -505Ⅱ 段 随酸性气被加热气提析出 , 经冷凝后进入 K -505Ⅲ 段回流甲醇中 , 重新返回系统 , 长时间的循环累 积使热再生甲醇及 K -505Ⅲ 段和 F -502中的甲 醇油含量越来越高 。如果 F -502中油含量很高 的冷凝甲醇不再返回 K -505Ⅲ 段作回流液 , 而是 将它进行甲醇和油的分离处理 , 则从变换气带入 系统甲醇的油就可被逐渐分离 , 从而降低系统甲 醇中的油含量 。
3　 改进措施
(1
F
F -。 只要控制 L I C -5102不满液位或排 空 , K -505Ⅲ 段克劳斯气就不会发生串气夹带甲 醇的现象 。
(2 F -502的 U 形降液管底部新配管线至 萃取器
在 F -502的 U 形降液管底部新配管线至预 洗系统的萃取器 B -502, 原 F -502底部 U 形降 液管至 K -505Ⅲ 段的管子上加一截止阀并关 死 , 改造后的 F -502降液管流程如图 1虚线部分 所示 。 改造后 , 将 F -502分离的冷凝甲醇送至萃 取器 B -502的甲醇 、 水 、 石脑油混合室进行萃 取 , 冷凝甲醇中的轻油经萃取进入石脑油室 , 石脑 油出售或进一步深加工 , 甲醇 、 水混合液则送精 馏 , 精馏出的甲醇返回系统 。这样既避免了 K -505Ⅲ 段克劳斯气从 F -502底部 U 形降液管串 气至 F -502夹带甲醇的现象 , 又使 F -502分离 的冷凝甲醇中的甲醇和油得到了很好的分离和回 收 , 降低了系统甲醇中的油含量 , 同时增加了石脑 油产量 。
4　 改造效果
在不影响正常生产的情况下 , 于 2004年 3月 5日完成改造并投入运行 。 从运行情况看 , 取得 (下转第 54页 74

特点 , 料浆制备过程中必须加入添加剂 , 而添加剂 的普适性有限且价格昂贵 , 因此其选用应兼顾适 宜性和经济性 , 建议可参照下列标准进行选择 :粘 度 100~1000mPa ・ s, 24h 稳定性 ≤ 8%, 料浆浓 度 60%~70%, 添加剂消耗 <0. 5%(干基 。 (3 从理论上讲 , 水煤浆加压气化对煤种的 适应性较广 , 但实际生产中发现煤的质量对气化 生产影响极大 , 主要影响因素表现为灰分 、 灰熔 点 , 建议煤种选择可参考下列标准 :
主要指标 :灰分 ≤ 20%, 越低越好 ; 灰熔点 < 1300℃ 。
次要指标 :内水分 ≤ 8%; 固定碳 ≥ 50%, 越高 越好 。
(4 加压气化应选择液态排渣为宜 。
　　 (5 气化炉温度应充分考虑料浆灰熔点 、 比 氧耗 、 耐火砖使用寿命等综合因素 , 可通过加入助 熔剂或不同煤种混配达到降低灰熔点的目的 。 (6 因原料煤中含有一定比例的氮元素 , 经 加压高温气化后 , 将有一定比例的氮元素转化为 氨 , 经后工序冷凝 , 其冷凝液中 NH
3
-N 达 2000×10-6, 增加了环保治理难度 。
通过近 1年的多元料浆试生产 , 实现单炉运 行 3969h, 产氨 16363t, 平均消化氧气 3500 m 3/h (标态 、 氮气 2000m 3/h (标态 , 有效利用 了空分能力 , 改善了煤气炉运行工况 。 同时 , 为二 期项目水煤浆建设积累了大量的实践操作经验 , 为二期尽快稳定生产奠定了扎实的基础 。
(收稿日期 　 2004-11-22
(上接第 47页
了非常好的效果 , 克劳斯气夹带甲醇的情况不再 发生 ,
改造前 、
表 4　 、 甲醇中的油平均含量
项目
克劳斯
气中甲
醇含量 /
(mg ・ m -3
热再生
甲醇油
含量 /(mg
・ L -1
K -505Ⅲ
段回流
甲醇油
含量 /%
F -502
冷凝甲
醇油
含量 /%
备注

改造后
小于
检测限
65115
20组数据
平均值
520m 3/h (标 , 1110m 3/h (
3, 每年 (按 11个月 从克劳斯气夹带 走的甲醇约为 101t 。精甲醇按 2500元 /t 计 , 改 造后每年可减少甲醇消耗 25万元 。
改造前萃取器 B -502的石脑油平均产量约 7t/d, 改造后约 10t/d 。 石脑油按目前 1300元 /t 的售价计 , 改造后石脑油销售收入增加 140. 4万 元 。
改造后 , 由于克劳斯气不再夹带甲醇 , 不仅保 障了克劳斯气硫回收装置的稳定运行 , 而且保护 了环境 。
(收稿日期 　 2004-12-21
(上接第 50页
配后由下自上流动 ; 洗涤液由循环洗涤泵提供 , 经 洗涤罐上部液相分配头后自上而下喷淋 , 洗涤液
与 CO 2 气体逆流接触 , 将 CO
2
中携带的碳酸钾洗
涤吸收 ; 洗涤后的 CO
2
气体富含水分 , 经洗涤罐 顶部丝网式分离器除水后进入压缩机一段入口分 离器 ; 洗涤液部分由洗涤罐底部排放阀排出 , 由脱 盐水进行补充 。
6　 实施后效果及存在的问题
改造后于 2004年 2月初投用 , 连续运转 5个
月 , 脱氢反应器压差始终维持在 60~65kPa,

7月
中旬压差开始有所上升 , 但一直维持在 1kPa /d 的低增长率 , 至 8月 5日短停检修时 , 压差仅为 85kPa, 催化剂表面有少量的碳酸钾 。新增洗涤 罐的投用保证了脱氢反应器至少半年的连续运
行 , 较圆满地解决了 CO
2
气体携带碳酸钾的问 题 。
由于 CO
2
气体进入洗涤罐采用的是板式分 配器 , 分配效果不理想 , 对洗涤器潜力的发挥有一
定的影响 ; 同时由于 CO
2
气量大 , 分配效果不好 , 造成洗涤罐和压缩机一段入口分离器的液位难以 控制 , 现采用副线手动和主线自动同时控制 。 (收稿日期 　 2005-03-23
45
硫铵工序喷淋式饱和器的改进措施
杨永利 张 管 陈 涛（陕西黑猫焦化有限责任公司，韩城715403)

初冷器后煤气中的含氨量一般在6～8g/m3。在通过HPF法脱硫后，进入硫铵装置煤气中的含氨量为3～4g/m3。喷淋式饱和器后的氨含量不大于30 mg/m3，否则会腐蚀后续工序的设备与管道，导致洗脱苯工序洗油乳化，加大洗油耗量，影响正常生产。当氨含量不合格的煤气进入甲醇生产装置后，在压缩阶段会产生碳铵结晶，造成活塞环磨损，影响其正常运行；还会堵塞系统换热器，导致停车检修；影响精脱硫系统催化剂，造成堵塞，从而导致系统被迫停车检修。因此，彻底脱除煤气中的氨是十分必要的。

1 饱和器改造前的情况
1.1 饱和器结构及配置
原系统配套的饱和器结构型式为同心圆式，见图1。硫铵母液进入饱和器本体后，通过环形筛板分配至下部喷淋带。煤气进入到饱和器内环区域，经数根DN250mm的煤气弯管穿透环形筛板区域，呈旋转式进入喷淋带，内筒与外筒之间的通道为700mm, 煤气穿过喷淋区域后，从内圆下部经伞状煤气分布器（以下称锥形帽）捕雾后，进入内圆区域旋转向上，从DN1000mm的中心管离开饱和器。锥形帽上300mm处设置不锈钢喷头（半球形，配置小孔），用于系统二次喷淋和洗水，喷淋量约50 m3/h。
硫铵母液进入外圆锥形底部，从DN400mm降液管进入饱和器下部，经DN600外套管向上溢流进入饱和器下部结晶区域，富含硫铵结晶的母液沉降至饱和器底部，用结晶泵抽送至结晶槽，其余的母液进入大循环泵循环使用。
1.2 存在问题
（1）饱和器后氨含量超标，达不到设计要求。系统投入运行以后，器后含氨基本在200～1200mg/m3。
（2）系统阻力异常。经常出现突然增大的现象，甚至影响风机正常运行。为了降低阻力，不得不提高洗水频率和加大洗水量，导致水平衡被破坏，母液大量增加而外溢，影响系统的正常运行。

图1 饱和器改造前后结构示意图

2 原因分析
（1）母液分配不均。母液经环形分配槽，穿过若干小孔对进入通道的煤气进行喷淋。由于喷淋不均匀，喷淋强度小的地方经常会出现器壁挂料现象，严重时会造成煤气的短路，系统阻力增大，影响处理效果。
（2）母液循环量偏小、压力不足。我公司煤气量约为5万m3/h，循环泵参数为：Q=750m3/h, H=12m, N=55kW。厂家定型生产的饱和器均使用专用喷头，雾化效果较好，喷淋均匀，而现有装置喷淋孔的喷淋不均匀，而且计算液气比为15L/m3，据咨询和考察，喷淋密度偏小，液气比宜控制在18L/m3以上。因循环量不足，压力偏小，再加上喷淋孔喷淋不均，且雾化不好，气液接触不充分，导致器后煤气含氨不合格。
（3）管道偏细。主要体现在降液管管径偏小。内筒直径为400mm，外筒直径为600mm，因为母液流通面积偏小，无法顺利进入饱和器硫铵结晶区，加之母液中含有硫铵结晶体，流动性差，因此一旦母液进入结晶区受阻，必然会导致降液管上部锥形区域的液位升高，使煤气通道变窄，甚至被封死，系统阻力急剧上升，扰乱煤气系统的压力平衡，甚至导致停车。
（4）无捕酸设施。煤气通过喷淋区域经锥形帽捕雾后，直接通过内筒可以离开饱和器，故煤气通道相对较短，除酸雾效果不佳，造成饱和器出口至终冷器之间的煤气管道发生较严重的腐蚀现象。实际上，装置最有效的捕雾装置就是锥形帽，但是，由于煤气上行时夹带有硫铵结晶，在锥形帽处和帽下煤气通道处，容易产生挂料现象，使煤气通道变小，产生阻力，而通过上部球型喷头洗水时，很难将堵塞处的结晶溶解掉，只能在使用一段时间后，停工人工清理，生产的连续性无法保证。
（5）系统运行存在安全隐患。因结构不合理，导致安全隐患。具体体现在：由于系统未设置满流槽，故将满流管设置在结晶室内，仅将满流出的母液引入母液大槽。结晶区的液位靠远传，因气温变化会产生结晶，故液位显示不可靠，当母液被抽空时，如果液位显示失灵，煤气便会从降液管内窜出而进入母液大槽，造成不安全事故。

3 主要改造内容
针对饱和器存在的上述问题，对其内部结构进行了改造，见图1(改造后），并增加和更新了部分设备。
（1）增大喷淋面积。 将溶液分配方式改为喷头分配，新增12个DN80聚四氟喷头，与大循环母液泵出口管连接，大循环管由DN250增大到DN400；新增12个DN25聚四氟喷头与小循环泵出口管连接，小循环管由DN80增大至DN100。大小循环喷头错开布置，杜绝了母液喷洒中存在盲区的现象，也避免了由于喷洒不均而导致的局部挂料的问题。
（2）增大母液循环量。将循环泵改为Q=960m3/h、H=32m、N=160kW，从而增大了喷洒量和喷洒压力。循环量增大，增加了气液接触面积，液气比趋于合理，增大了母液吸收氨的推动力，从而提高了氨的脱除效率。
（3）系统管道增容。取消了内外管降液结构，将原降液管改为DN800，并在其上部增加集液槽，并连接至大循环泵进口，保证母液流出顺畅，解决了因此造成系统阻力增大的问题。
（4）增加捕酸设施。保留原锥形帽，在锥形帽上部内筒通道内设置了4块捕雾板，并略倾斜向下至（角度5°）饱和器中心，使煤气在离开饱和器之前经两次折流，进一步去除煤气夹带的母液，从而减缓了对后续煤气主管道腐蚀。
（5）增设满流槽，消除安全隐患。增设满流槽，将满流管插入满流槽液面以下3.5m处,避免了煤气外溢。并将加酸改在满流槽内，稳定了饱和器内母液酸度，使硫铵结晶的颗粒增大。

4 改造效果
通过上述改造的饱和器投入运行以后，煤气含氨基本稳定在30mg/m3，阻力稳定在1.5～2.0kPa, 同时硫铵的产量和质量都有了不同程度的提高。更主要的是延长了甲醇精脱硫催化剂寿命和压缩机维修周期，降低了换热设备的清洗频率，实现了甲醇装置的长周期稳定运行。

列管换热器失效的原因及其改进措施
        摘要：本文针时换热器失效造成非计划停车的问题，从换热管与管板接头泄 漏、隔板与列管接触处列管泄漏两方面，分析了泄漏原因，在设计、制造和运行方面提出了相应的改进措施。
        关键词：列管式换热器;换热管;管 板;连接接头;泄漏;改进
        列管式换热器是乙炔法生产聚氯乙烯的关键设备。由于应力作用及腐蚀等问题而引起列管式换热器换热管与管板的连接失效，继而造成非正常停车检修，严重影响了正常生产。针对上述情况，笔者对换热管与管板连接接头失效原因进行了分析，在该设备结构设计和制造方面提出并实施了相应的改进措施。
        一、列管式换热器的基本结构及主要 技术参数
        列管式换热器的外形尺寸为Φ2400mmx3000mm、换热管Φ57mmx3.5mm(图1)，壳程有3块折流板，分上下两 层冷却，冷却介质为90—100℃软水;管程温度80—220℃，物料介质为乙炔、氯化氢 和氯乙烯。

        二、换热管与管板的连接接头泄漏原 因分析
        列管式换热器换热管与管板的连接形式主要有胀接和焊接两种，其中胀接又分为机械胀接和液压胀接。这三种连接形式的换热器在生产中均发生过泄漏失效。
        (一)机械胀接接头泄漏原因分析
        推进式机械胀管主要是通过控制电流的大小来控制胀管器滚锥的转动，最终使换热管产生变形而达到与管板连接的目的。这种胀管方法易使换热管产生过胀或欠胀，换热管内壁易产生加工硬化，如润滑不好，还会磨损起毛。换热管与管板的连接在整个长度上的应力分布不均匀。在温差变化和应力的作用下，只要加工过程中有微小的缺陷，如管孔纵向划痕，腐蚀介质 的微量侵入就会使换热管与管板的连接失效，如发现不及时，壳程冷却水渗人管程后，会引起大片管子与管板的连接失效，此时修复也较为困难:若采用胀管修复，管孔的密封面已被腐蚀，很难完全胀紧，开车后，加上管板平面上的腐蚀凹坑中易积聚腐蚀介质而再次腐蚀引起连接失效;若采用焊接方式修复，易使附近其他换热管受热变形而松动。
        (二)液压胀接接头泄漏情况分析
        液压胀接时换热管不易产生过胀，胀接部位不产生窜动，换热管与管板连接处在整个长度上的应力分布是均匀的，从理论上讲，可靠性较机械胀接好。根据液压胀接原理及GB151一1998有关条款，槽间距和槽宽为8一9mm。这样，就使得管子与管板之间的胀接面积相对减少，管板的厚 度必须加大。而且，液压胀接对管孔的精 度要求及开槽精度要求特别严格。由于管板孔加工是大批量生产，必须保证100%的 没有缺陷才行。失效后采用胀管修复后，由于腐蚀凹坑的存在，易再次失效。
        (三)焊接接头泄漏失效的主要原因分析
        焊接时，由于高温产生热影响区的附近组织出现塑性变形，加上焊接时未完全按工艺要求施焊，易形成较大的残余应力和应力集中，这是产生腐蚀的主要原因。本设备管程主要介质是氯乙烯、氯化氢及乙炔等，特别是工艺上含水率偏高时，CI-、H+等这种腐蚀环境，发生应力腐蚀开裂造成换热管与管板连接接头处失效泄漏。另外焊接微气孔、裂纹、夹渣等缺陷，也是造成腐蚀失效的重要因素。
        三、结构设计上的改进和制造过程中 的几个关键问题
        (一)结构设计上的改进
        在壳程上层的冷却水出口处前增设溢流挡板，保证冷却水充满整个空间，消除壳 程冷却水空隙形成的空气层，避免上管板 与换热管连接处干湿变化引起腐蚀;换热 管与管板的连接采用强度焊加贴胀的结构 (图2)，贴胀消除管子与管板孔之间的间隙防止间隙腐蚀的产生，并增强抗疲劳破坏 的能力;采用液压胀管;增加管板厚度，保证胀接长度。

        (二)制造过程中的关健问题
        制造过程中应注意以下几点:
        1、严格控制管孔的加工精度。金加工 中必须保证划线正确，管板应采用小Φ40mm、Φ57.5mm钻头钻孔和扩孔，再加Φ57? 8mm或Φ57.9mm绞刀绞孔，以消除 管孔的纵向划痕，并保证管孔尺寸精度的 一致性。管孔焊接倒角2x45’，钻孔时必须用乳化液冷却，避免水冷却而引起管 板孔锈蚀。管桥宽度偏差必须符合GB151 的规定。
        2、折流板与管板必须固定在一起加工，最后拆开进行一次扩孔、倒角，以保证 所有管孔同心，并做好方位标记，避免穿管 困难。
        3、换热管外径偏差必须符合国标。采用经退火处理过的换热管，材质20# 钢。两端表面必须磨管除锈，去除氧化层，除锈长度大于7Omm，并及时穿管组 装。换热管长度一致，最好在车床上车削两端并倒角，以确保换热管管板两端整齐一致。
        4、穿管前必须将管孔清理干净，穿管后要再次将留在管板孔中的铁锈等清理干净。
        5、控制焊接工艺，防止大电流焊接引起过热，造成组织晶粒粗大及产生过大的 残余应力。不允许有气孔、裂纹及夹渣等缺陷。
        6、贴胀采用液压胀接的方法，保证管 板与管子的连接处胀度一致，整个长度上应力分布均匀。胀接采用的液压大小要做小样试验，据经验选择一压力，进行小批管子的胀接，实测胀前胀后管子内径，用管子的内径增大率来计算胀管率。最后，选择一适当的液压进行胀管。
        7、设备制造完毕后，进行水压试验，保证时间适当加长，可以消除部分应力。水压试验合格后，进行气密性试验。
        8、设备安装前，对两端管板进行涂层防腐处理。防腐层一定要覆合紧密，不能脱壳，如产生脱壳易形成高浓度腐蚀环境，引起管子与管板连接接头失效。建议选用耐高温耐腐蚀的氟碳涂料。
        (三)改进措施
        1、设计、制造列管式换热器时，尽量选用硬度较高的管材。
        2、采用隔板移位法延长换热器列管使用寿命，即在管壁磨损到最小壁厚前， 将隔板平移一位置，一般为200——300mm，使磨损在新的位置上重新开始。通常，对干换热器的隔板，如条件允许可移位3一4次，相应管的密封性就提高了3一4倍，泄漏发生的时间也延长了3一4倍，从而延长了列 管的使用寿命。
        四、结束语
        由干对列管式换热器在结构设计、制 造、运行中采取了以上措施，延长了该设备的使用寿命，非正常停车检修很少发生，生产更加稳定可靠
油过热器泄漏分析及改进

    摘要：本文就固定管板式换热器在设计计算时，根据换热器在各种工况下的受力作一一分析，确定最危险的工况作为换热器的设计依据。
    关键词: 换热器 材料 连接接头 泄漏 措施
    换热器是一种使两种或多种过程流体之间能够进行热交换的传热设备，是石油、化工生产中应用很广泛的单元设备之一，其质量的好坏直接影响石油化工企业的安全和经济效益；管式换热器是最常用的一类换热器。管式换热器是根据介质特性、操作压力和操作温度、流体类型、热负荷和经济性来决定换热器的材质和结构；管式换热器的主要构件包括换热管、管板、壳体、封头、折流板、接管及它们的组合；换热器的设计包括结构设计，温差应力、流体振动等强度计算以及壳体、封头、管板、支座、法兰的强度计算。换热器的材质、换热管与管板的连接接头质量，则是影响换热器质量的重要因素。
    本文就我厂醋酸乙烯装置合成工段油过热器（3E210）泄漏的原因进行分析，并提出相应的改进措施。

    管式换热器由于应力作用及腐蚀等问题引管式换热器失效，壳程介质与管程介质混合，造成非计划停车，严重影响了生产。 管式换热器失效通常表现为两方面：一是换热管与管板的连接接头失效，造成泄漏，换热器的失效绝大多数集中在换热管与管板的连接接头上；二是折流板与换热管接触处，换热管泄漏。
    管式换热器换热管与管板的连接形式主要有胀接和焊接两种；机械胀接主要是通过电流的大小来控制胀管器滚锥的转动，最终使换热管产生变形而达到与管板连接的目的。这种胀管方法结构简单，投资少，对换热管精度要求不高；但易使换热管产生过胀或欠胀， 换热管与管板的连接处整个长度上的应力分布不均匀，在温差变化和应力的作用下，只要加工过程中有微小缺陷如管孔划痕、腐蚀介质的微量侵入就会使换热管与管板的连接接头失效，如发现不及时，则有可能引起大片换热管与管板的连接接头失效；液压胀接时，换热管不易产生过胀，胀接部位不产生窜动，换热管与管板的连接整个长度上的应力分布均匀，但液压胀接对换热管、管孔及管孔开槽精度要求高。
    为了防止换热管与管板的连接接头失效，我们应该在结构设计和制造工艺流程上采取措施。根据介质特性和操作工况，合理选择安全可靠的连接接头型式，如（1）换热管与管板的连接采用强度焊加贴胀的结构，贴胀消除了换热管与管板孔之间的间隙，防止间隙腐蚀的产生，并增强抗疲劳破坏的能力；（2）采用液压胀接，增加管板厚度，保证胀接长度；（3）提高管孔、换热管接头加工精度；（4）严格控制焊接工艺，防止焊接造成组织晶粒过大及产生过大的残余应力，有条件的应作消除应力热处理，Cr-Mo钢则必须作消除应力热处理。
    折流板与换热管接触处，换热管泄漏。一般是在温度变化较大，壳程介质流速高而引起管束振动较大的情况下发生。为避免接触处换热管泄漏，折流板管孔应光滑、孔边应倒圆； 降低壳程介质流速，介质脉动流向与内件自重一致或在壳程添加与介质脉动流向一致隔板，减小折流板间距等措施可避免产生振动现象，防止换热管遭到碰撞而泄漏。
    我厂醋酸乙烯装置合成工段油过热器（3E210）为U型管式，其型号：BIU800-4.0/0.15-65-2.4/25-2I管程介质为S36蒸汽，工作温度400℃，工作压力4.0Mpa；壳程介质为导热油，工作温度200℃，工作压力0.15Mpa；该设备按GB151-99《钢制管式壳式换热器》中Ⅰ级管束进行制造和验收，管扳厚度为140mm，材质为16MnⅢ级锻件；换热管材料为20#，规格φ25*2；管、壳程壳体材料为16MnR，换热管与管扳连接采用强度胀+强度焊。
    该设备是醋酸乙烯装置的重要设备之一，它是否正常运行，直接影响该装置核心设备合成反应器安全、稳定、长周期运行。醋酸乙烯装置生产工艺、技术和设备是由法国隆利公司引进的，装置设计能力为9万吨/年，随着我厂开展了装置达标、保标和超标等一系列上台阶活动，醋酸乙烯装置生产规模已扩大，并将进一步扩大。该换热器工作环境较苛刻，属高温、高压的二类压力容器，管程介质为36巴蒸汽，管程工作压力为4Mpa，工作温度为400℃，随着我厂装置上台阶活动，我厂S36蒸汽的实际工作温度由400℃提高至430℃左右，但该换热器在制造安装过程中，都未发现泄漏，但该设备运行不久，就出现了接头泄漏，油气混合，蒸汽外泄等现象。后经停车堵管，修复管扳与管箱连接密封面，更换垫片等，都未达到理想效果，经过多次现场调研，车间、设计、制造厂等几方人员分析、研究，提出了改进措施。
    因为我厂工艺流程的变化，S36蒸汽实际工作温度由400℃提高至430℃左右的，该设备管板材质为16Mn锻件，换热管材质为20#无缝钢管。碳钢及低合金钢在高于425℃温度下长期使用，钢中的碳体会产生分解，使材料的强度及塑性均下降，从而使管板及换热管与管板连接接头强度降低，而产生泄漏。我们对3E210油过热器管束材质进行了更换，换热管材质改为0Cr18Ni9无缝钢管，管板采用0Cr18Ni9，厚度为110mm。随着装置达标、保标和超标等一系列上台阶活动，装置设备应随工艺流程变化作相应的变化或校核。
    由于对3E210油过热器在结构设计、制造、运行中采取了以上措施，延长了该设备的使用寿命，生产中没有出现泄漏现象，该设备效果很好，非正常停车检修很少发生，生产更加稳定可靠。保证了醋酸乙烯装置的安全、稳定、长周期运行。该方法是成功的。

换热器接头泄漏失效的主要原因分析
天津不锈钢管今日资讯：
对壳程进行水压试验时，发现有多处换热管与管板的连接接头泄漏，经补胀后仍都没有达到理想效果，其主要原因是：
1 管板与换热管没有足够的硬度差
强度胀接时管板与换热管应有适当的硬度差，否则管子回弹大于管板，造成胀接不紧。GB 151-1999 管壳式换热器对管板与换热管硬度差值没有明确的规定，只要求换热管材料的硬度值一般须低于管板材料的硬度值。前苏联规定应大于 HB 30，日本规定应大于 HB 20。故现在各制造厂通常都将其控制在HB 30 以上，而在本换热器中，按照 JB 4726—2000Ⅱ级锻件规定，16 Mn 锻件在正火状态下的硬度为 HB 121～178，我们实际测得其硬度为 HB 145～155，也就是说换热管硬度比管板硬度还高。在这种情况下，如果换热管与管板的连接采用强度胀接，由于管子的回弹，造成胀接不紧。
2 0Cr18Ni9 不锈钢管属于加工硬化倾向大的材料
该换热器属于Ⅰ级换热器，其管子外径与管板管孔之间的最大间隙为 0.7 mm，要达到胀紧目的，管子必须有较大的变形量。然而 0Cr18Ni9 管子在胀接变形量增加的同时，其硬度也随之增加，从而使换热管的硬度更加大于管板硬度，使得胀接更不紧。
3 胀接工艺不合理
该换热器采用推进式机械胀接，这种胀接方法使得换热管与管板的连接在整个长度上的应力分布不均匀。

管壳式换热器失效分析及其解决措施
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文章来源：中国换热设备网　　添加人：admin　　添加时间：2021-7-4 17:25:00

  摘要：管壳式换热器是石油、化工生产中广泛使用的换热设备,由于结构、使用条件的多样性,在使用过程中可能会发生多种形式的失效。针对管壳式换热器常见的失效形式,分析引起失效的原因,提出预防及解决措施,并为管壳式换热器的设计、制造和使用提出建议。

  关键词　管壳式换热器　管子　管板　失效　腐蚀

  在各种换热器中,钢制管壳式换热器以其结构坚固、可靠性高、适应性强等优点在换热器的生产和使用中一直占主导地位。但由于其结构的复杂性和使用条件的多样性,换热器常出现多种形式的失效。从结构上分析,易发生失效的部位是