提高延遲焦化裝置負(fù)荷率研究報(bào)告2

1、提高延遲焦化裝置負(fù)荷率的研究與工程實(shí)施報(bào)獎材料之二研 究 報(bào) 告中國石油大學(xué)(華東) 二oo八 年 五 月1. 研 究 背 景滄州煉廠延遲焦化裝置是1999年投產(chǎn)的、采用上個世紀(jì)八十年代設(shè)計(jì)理念建造的設(shè)計(jì)產(chǎn)能為50萬噸/年、一爐兩塔結(jié)構(gòu)的延遲焦化裝置。改造前，裝置加工能力為50萬噸，焦化爐與焦炭塔為裝置提高處理裝置能力的瓶頸所在，焦炭產(chǎn)率系數(shù)（裝置焦炭產(chǎn)率/原料康式殘?zhí)浚┰?.61.7之間、操作周期大約為8個月左右。延遲焦化工藝特點(diǎn)具有半間歇半連續(xù)操作特性，原料在焦化加熱爐管內(nèi)獲得重油輕質(zhì)化所需要的能量，然后在焦炭塔內(nèi)完成生焦反應(yīng)。焦化爐需要在控制爐管結(jié)焦速率的同時(shí)，盡量提高焦化爐對生焦反應(yīng)的

2、給熱量，以確保生焦反應(yīng)完全徹底，降低裝置的焦炭產(chǎn)率。本項(xiàng)研究的目的有二：一是消除焦化爐與焦炭塔對提量操作的瓶頸制約，二是在生焦周期縮短原料劣質(zhì)化的同時(shí)，盡量提供較多的生焦反應(yīng)給熱量以降低裝置焦炭產(chǎn)率。由于理論上減少爐管結(jié)焦與降低焦炭產(chǎn)率目標(biāo)相互矛盾，縮短生焦周期與減少爐管結(jié)焦有利的操作方案，可能導(dǎo)致焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)不完全，焦炭中低揮發(fā)分增多進(jìn)而影響液體產(chǎn)物收率，因而提高延遲焦化裝置負(fù)荷率的研究與工程實(shí)施必須以控制爐管結(jié)焦為基礎(chǔ)。本項(xiàng)研究焦炭塔采用20小時(shí)生焦周期以減少焦粉攜帶；在滿足裝置長周期運(yùn)行的生產(chǎn)要求前提下，對焦化爐進(jìn)行局部改造與優(yōu)化操作，在消除焦化爐的瓶頸制約的同時(shí)提高生焦反應(yīng)給熱，利

3、用現(xiàn)有裝置每年加工處理65萬噸的減壓渣油，避免減壓渣油直接出廠而導(dǎo)致經(jīng)濟(jì)損失，科研組所作的工作，可分為基礎(chǔ)研究、配套設(shè)備動改措施論證、優(yōu)化操作方案制定三大部分，本報(bào)告將分類加以總結(jié)。2. 主要研究工作2.1 相關(guān)基礎(chǔ)研究為了便于掌握提高延遲焦化裝置負(fù)荷率研究的實(shí)質(zhì)，本節(jié)將與項(xiàng)目有關(guān)的基礎(chǔ)工作做一簡要介紹。圖-1 爐管結(jié)焦關(guān)聯(lián)式對特例焦化爐結(jié)焦厚度的預(yù)測（8000小時(shí)，初開工、中期及結(jié)束狀態(tài)）2.1.1爐管結(jié)焦機(jī)理 1爐管結(jié)焦機(jī)理研究是從事提高延遲焦化裝置負(fù)荷率研究的基礎(chǔ)。爐管結(jié)焦速率與裝置操作、加熱爐結(jié)構(gòu)及原料物性都有關(guān)系，焦化爐爐管結(jié)焦速率等于結(jié)焦前體物生成速率與脫落速率之差：爐管結(jié)焦速率焦

4、炭生成速率焦炭脫落速率 （1）由特定動態(tài)實(shí)驗(yàn)得到結(jié)焦速率關(guān)聯(lián)常數(shù)后，對特例焦化爐典型工況下結(jié)焦厚度沿爐管的變化進(jìn)行理論推算，結(jié)果1參見圖1。該項(xiàng)內(nèi)容獲得了中石化1999年度科技進(jìn)步二等獎。2.1.2“最大可裂化度”與“正常延遲狀態(tài)” 概念利用高壓射流清洗機(jī)高壓水的沖擊力將粘附在管壁上的焦層剝離，用特制金圖-2 特例爐實(shí)測焦厚分布屬編織袋將沖擊出來的焦炭截流，用溶劑油和甲苯除掉粘附在焦炭上的油分，用水標(biāo)定出焦炭的密度，假定同一根爐管上焦層均勻分布，將焦層重量值轉(zhuǎn)換成爐焦厚度，利用變形蠟塊得到爐管管焦的周向分布，3個特例爐管管焦沿爐管分布工業(yè)數(shù)據(jù)2參見圖2，工業(yè)數(shù)據(jù)爐管結(jié)焦厚度變化趨勢與理論推算結(jié)

5、果吻合，證明了結(jié)焦前體物附壁之前存在脫落；但由于爐管管焦層系操作周期內(nèi)累積形成，操作周期內(nèi)很難保證操作平穩(wěn)，非正常及誤操作狀態(tài)限制了結(jié)焦速率關(guān)聯(lián)式的實(shí)際應(yīng)用。在裂解深度較低時(shí)，實(shí)驗(yàn)中檢測不到結(jié)焦前體物的生成，結(jié)焦前體物產(chǎn)率為零；但當(dāng)裂解深度增加到結(jié)焦前體物出現(xiàn)后，結(jié)焦母體產(chǎn)率隨裂解深度增加而急速增加，裂解深度與結(jié)焦母體產(chǎn)率曲線明顯存在一個加速拐點(diǎn)的現(xiàn)象；造成這種現(xiàn)象的原因可能是：重油的裂化反應(yīng)為自由基反應(yīng)歷程，反應(yīng)開始裂解深度較低時(shí)，反應(yīng)過程產(chǎn)生的自由基被重油膠質(zhì)所“籠蔽”，阻礙了自由基之間的進(jìn)一步疊合，這時(shí)自由基如同漂浮在空中的云里水汽，并不能相互凝結(jié)成雨滴；一旦裂解深度增加，進(jìn)而導(dǎo)致自由基

6、濃度增加后，重油膠質(zhì)的“籠蔽”效應(yīng)被破壞，自由基之間的疊合就無障礙，結(jié)焦母體產(chǎn)率隨裂解深度增加激增。定義導(dǎo)致“籠蔽”效應(yīng)被破壞的最小裂解深度為介質(zhì)的“最大可裂化度”。焦化爐老的設(shè)計(jì)規(guī)范源于1965年埃索研究工程公司制定的設(shè)計(jì)準(zhǔn)則（五），工藝上只對爐管表面熱強(qiáng)度和冷油流速進(jìn)行校核，設(shè)計(jì)時(shí)要求爐管表面熱強(qiáng)度在3238kw/m2之間；冷油流速的范圍為12001800kg/m2s。盡管利用這種方法完成了多套焦化爐的常規(guī)設(shè)計(jì)與操作，但這種方法由于沒有體現(xiàn)爐管結(jié)焦速率與結(jié)構(gòu)、操作及物性之間的相互關(guān)系，不能用于提高延遲焦化裝置負(fù)荷率研究3，為確保焦化爐管不發(fā)生嚴(yán)重結(jié)焦，我們在提高延遲焦化裝置負(fù)荷率研究時(shí)用：

7、最高油膜溫度； 管內(nèi)兩相流流型；焦化爐爐出口裂解深度。三參數(shù)，作為判斷焦化爐管內(nèi)介質(zhì)流動及反應(yīng)過程是否處于“正常延遲狀態(tài)”的依據(jù)，尤其要將關(guān)鍵爐管管內(nèi)兩相流流型控制為噴霧流、爐出口實(shí)際裂解轉(zhuǎn)化深度控制在介質(zhì)的最大可裂化度之內(nèi)4。2.1.3生焦反應(yīng)焦化爐給熱概念及提高生焦反應(yīng)給熱量的方法圖-3反應(yīng)溫度對重油熱轉(zhuǎn)化產(chǎn)品的影響 重油在焦炭塔內(nèi)的生焦反應(yīng)是一個裂解（吸熱）與縮合（放熱）反應(yīng)同時(shí)進(jìn)行的綜合過程，總體表現(xiàn)為吸熱，反應(yīng)所需要的熱量全部來自于焦化爐，焦化爐給熱量越大，反應(yīng)越徹底，裝置焦炭產(chǎn)率越低。圖3是反應(yīng)時(shí)間為1小時(shí)，不同反應(yīng)溫度下特例重油熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)主要產(chǎn)品收率的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，表明將焦炭塔內(nèi)泡沫

8、層溫度控制在460上下是必要的。加熱爐內(nèi)燃料燃燒放出的熱量與管內(nèi)介質(zhì)吸熱量之間的關(guān)系可用下式表示： (2)式中： qf 燃料燃燒放出的熱量，kwq1 燃料及空氣帶進(jìn)的顯熱，kwq2 煙氣帶走的熱量，kwql 爐體散熱損失，kwq 管內(nèi)介質(zhì)的吸熱量，kw介質(zhì)吸收的熱量，一部分用于升溫和汽化，另一部分用于焦化爐管內(nèi)的熱裂解反應(yīng)： (3)式中： qt 介質(zhì)升溫所需要的熱量，kwqe 介質(zhì)汽化所需要的熱量，kwqr 介質(zhì)反應(yīng)所需要的熱量，kw圖-4 不同裝置焦炭產(chǎn)率系數(shù)及生焦反應(yīng)給熱比圖-5縮合與裂解反應(yīng)速率之比與反應(yīng)溫度之間的關(guān)系過去爐管內(nèi)介質(zhì)反應(yīng)所需要的熱量往往被忽略。實(shí)際上,盡管介質(zhì)在管內(nèi)停留時(shí)

9、間不長，熱轉(zhuǎn)化深度不高，但反應(yīng)所需要的熱量在總吸熱量中占有相當(dāng)?shù)姆至?。生焦反?yīng)焦化爐給熱量詳細(xì)計(jì)算方法參見文獻(xiàn)5，不同裝置生焦反應(yīng)給熱與裝置焦炭產(chǎn)率系數(shù)（裝置焦炭產(chǎn)率與原料康式殘?zhí)恐龋﹨⒁妶D4，表明提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱量是必要的。不同重油縮合與裂解反應(yīng)速率之比與反應(yīng)溫度的對應(yīng)關(guān)系參見圖5，由于縮合反應(yīng)活化能比裂解大，當(dāng)反應(yīng)溫度增加后，縮合反應(yīng)速率激增，因而僅靠提高爐出口溫度而提高生焦反應(yīng)給熱量不僅會使最高油膜溫度增加,也加深了焦化原料的二次反應(yīng)，進(jìn)而導(dǎo)致裝置干氣產(chǎn)率上升液收下降。詳細(xì)內(nèi)容參見文獻(xiàn)6：基于“生焦反應(yīng)給熱”及“正常延遲狀態(tài)”概念，在出口溫度不變時(shí)延長停留時(shí)間，可以提高爐出口重油

10、熱轉(zhuǎn)化深度及焦化爐生焦反應(yīng)給熱量。2.1.4焦化爐方案制定系統(tǒng)軟件開發(fā)與完善生焦反應(yīng)給熱及爐出口裂解深度不能直接檢測，如何通過爐出口溫度及注汽量得到生焦反應(yīng)給熱及控制爐管結(jié)焦的關(guān)鍵工藝參數(shù)，必須通過焦化爐管內(nèi)外過程模擬才能得到；焦化爐管內(nèi)外工藝過程極為復(fù)雜包括燃料燃燒、高溫?zé)煔馔牧髁鲃蛹拜椛鋫鳠?、重油熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)及結(jié)焦、兩相流流動等過程，操作方案制定必須借助專門的計(jì)算工具。2.1.4.1簡明理論基礎(chǔ)實(shí)驗(yàn)表明，大多數(shù)重油當(dāng)溫度超過430即會發(fā)生劇烈的裂解與縮合反應(yīng)，焦化爐出口溫度一般在500，重油在管內(nèi)發(fā)生裂解與縮合反應(yīng)是不可避免的。定義爐出口裂解氣及輕油產(chǎn)率為操作裂化度，顯然，操作裂化度是介質(zhì)在

11、管內(nèi)每個截面反應(yīng)的累計(jì)結(jié)果,可以用下式表達(dá)： （4）式中， xo 爐出口重油的操作裂化度xi 每個小微元段介質(zhì)的熱轉(zhuǎn)化率爐管內(nèi)各個截面的溫度、壓力、組成都不相同，計(jì)算停留時(shí)間時(shí)同樣需要將爐管分段，假定每段內(nèi)油品的流速不變。介質(zhì)在管內(nèi)的停留時(shí)間為各微元段停留時(shí)間i之和： （5）式中 ，li 為第i段爐管的長度,m；ui 為第i段爐管內(nèi)的流速,m/s； 可用下式計(jì)算： （6）式中， h2okgs 管內(nèi)注汽量，kg/s； wkgs 管內(nèi)介質(zhì)流量，kg/s；h2o 注水的汽相密度,kg/m3 ew 管內(nèi)介質(zhì)的平衡氣化率 ,m%；l 管內(nèi)介質(zhì)的液相密度 ,kg/m3；v 管內(nèi)介質(zhì)的汽相密度 , kg/m

12、3。微元段重油的ew、l、v均與微元段的溫度t、壓力p及組成zi有關(guān)： （7）任意截面組成zi與入口處z0i之間的關(guān)系可用下式表示： (8)式中xi為i組分的熱轉(zhuǎn)化率，與重油的反應(yīng)過程有關(guān)，由必須開發(fā)相應(yīng)的產(chǎn)物分布模型來確定。2.1.4.2 技術(shù)支撐及軟件功能完善圖-6 修正后的加熱爐管式反應(yīng)模型 重油熱裂解產(chǎn)物分布模型詳細(xì)內(nèi)容參見文獻(xiàn)7，結(jié)合國外大陸油公司發(fā)表的管式反應(yīng)模型與國內(nèi)實(shí)際情況，中國石油大學(xué)重質(zhì)油加工國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室開發(fā)的模型參見圖6；詳細(xì)細(xì)節(jié)參見文獻(xiàn)8 ，中國石油大學(xué)重質(zhì)油加工國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室開發(fā)模型的實(shí)驗(yàn)考察主要結(jié)果參見表1；利用特定裝置對不同產(chǎn)地重油進(jìn)行模擬實(shí)驗(yàn)【9】，得到的12

13、集總重油熱裂解產(chǎn)物分布模型模型常數(shù)數(shù)據(jù)參見表2。表1熱烈解產(chǎn)物分布模型模擬值與動態(tài)實(shí)驗(yàn)結(jié)果之間的對比項(xiàng) 目實(shí) 驗(yàn) 1實(shí) 驗(yàn) 2實(shí) 驗(yàn) 3實(shí)驗(yàn)值模擬值實(shí)驗(yàn)值模擬值實(shí)驗(yàn)值模擬值裂解氣樣重(g)12.3/9.6/5.3/裂解油樣重(g)7272.5/6446.6/3113.4/產(chǎn)氣率(m%,下同)0.16880.1780.14890.1300.16990.112總熱轉(zhuǎn)化率4.28 2.862.73802.0832.0001.808出口<210餾分收率0.1600.250.2650.1830.1250.158出口210-330餾分收率2.380.8280.4820.6030.1190.518出口

14、330-510餾分收率14.3413.9814.5913.6114.3313.47表-2 11種原料混合后關(guān)聯(lián)結(jié)果項(xiàng)目活化能與氣體常數(shù)之比e/r相關(guān)系數(shù)rf檢驗(yàn)實(shí)驗(yàn)值r95%r99%r實(shí)驗(yàn)f值99%f總裂解28517.150.940.150.211144.836.80縮合34744.090.65121.46瓦斯氣23295.500.90697.67汽油35134.750.68141.54柴油26734.610.951484.55蠟油26949.060.941139.5521035134.750.68141.5424026704.470.92910.5427026960.920.941256.1

15、430027591.710.93997.3133027813.830.92834.1936027867.580.89610.3139027906.460.88548.6642028459.770.87511.5845028113.070.84380.5848026448.320.78245.8951024746.570.72178.49焦化爐爐管結(jié)焦是導(dǎo)致操作后期爐管管壁溫度上升的根本原因。爐管管焦導(dǎo)熱系數(shù)是焦化爐設(shè)計(jì)及焦化爐管內(nèi)外過程模擬所必須的重要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，由于爐管結(jié)焦是一個緩慢的過程，得到現(xiàn)場管焦試件十分困難，公開文獻(xiàn)上無法找到爐管管焦的導(dǎo)熱系數(shù)及隨溫度變化數(shù)據(jù)。詳細(xì)細(xì)節(jié)參見文獻(xiàn)9，我們

16、利用直接測量法，完成了爐管管焦導(dǎo)熱系數(shù)的測定，實(shí)驗(yàn)表明，當(dāng)溫度為100550范圍時(shí)，隨著溫度的升高，管焦導(dǎo)熱系數(shù)降低的速度逐漸減緩并最終穩(wěn)定在3.8 w/m，實(shí)驗(yàn)誤差不超過10%。所得到的管焦導(dǎo)熱系數(shù)隨溫度變化回歸方程，最大相對誤差不超過4%。為了考察不同管外傳熱模型對關(guān)鍵工藝參數(shù)的影響，工作中10擴(kuò)充了原開發(fā)的模擬軟件管外部分，包括了羅伯伊萬斯、別洛康半經(jīng)驗(yàn)半理論傳熱模型及monte carlo方法三個模塊，考察了不同管外傳熱模型對管內(nèi)停留時(shí)間、爐出口熱轉(zhuǎn)化率和油膜溫度等工藝參數(shù)的影響，提出了對操作工況關(guān)鍵工藝參數(shù)的極限變化區(qū)間進(jìn)行判斷的思路。由于雙面輻射加熱流程與原單面輻射不同，輻射進(jìn)料直

17、接進(jìn)對流室，工作中我們采用三級定位技術(shù)11，開發(fā)了一個使用方便、界面友好的可用于多股物流、不同爐管形式及排列方式的對流室通用傳熱校核軟件，軟件可自動完成節(jié)點(diǎn)和計(jì)算段的劃分，提供各計(jì)算段管內(nèi)外介質(zhì)出口溫度、熱負(fù)荷、壓降、抽力及最低管壁溫度等關(guān)鍵數(shù)據(jù)，主要計(jì)算結(jié)果與tdchth 計(jì)算結(jié)果接近。由于對流室底部幾根爐管既有對流又有輻射傳熱，提出同時(shí)考慮煙氣輻射與對流計(jì)算遮蔽段總傳熱系數(shù)的方法(c-k法)，利用現(xiàn)場收集到的4套不同加熱爐結(jié)構(gòu)及操作數(shù)據(jù)，由傳熱速率方程和熱平衡方程聯(lián)立求解得出遮蔽段總傳熱系數(shù)k值,并與c-k法及傳統(tǒng)計(jì)算方法進(jìn)行了對比，結(jié)果表明c-k法計(jì)算誤差小于傳統(tǒng)計(jì)算方法，進(jìn)行遮蔽段傳熱

18、計(jì)算時(shí)錯流溫差校正系數(shù)可近似按1處理。基于以校核管內(nèi)停留時(shí)間、爐出口熱轉(zhuǎn)化率和油膜溫度三參數(shù)影響爐管結(jié)焦速率為核心的計(jì)算方法，用visual basic編輯了一個復(fù)雜的計(jì)算軟件，出口熱轉(zhuǎn)化率模擬結(jié)果通過了動態(tài)實(shí)驗(yàn)考核，爐膛溫度、入口壓力等模擬結(jié)果同現(xiàn)場標(biāo)定及操作統(tǒng)計(jì)進(jìn)行了對比，并在中華人民共和國國家版權(quán)局進(jìn)行了計(jì)算機(jī)軟件著作權(quán)登記（軟件名稱：焦化爐管內(nèi)外過程模擬軟件v1.0，著作權(quán)人：石油大學(xué)（華東），中國石油化工股份有限公司，登記號為2004sr00414）；軟件在焦化爐大型化設(shè)計(jì)、現(xiàn)場操作診斷分析方面都發(fā)揮了重要作用。2.1.5結(jié)焦因子概念圖-7 不同油樣不同條件下修正結(jié)焦因子在從事提高延

19、遲焦化裝置負(fù)荷率研究時(shí)，搞清焦化原料的結(jié)焦傾向是必要的。過去對重油結(jié)焦傾向的評價(jià)主要基于渣油四組成、20密度、粘度、殘?zhí)恐?、分子量、硫含量、氮含量、h/c原子比以及渣油的特征參數(shù)kh等綜合物性參數(shù)的分析，參照重油的成焦機(jī)理我們提出在相同反應(yīng)條件下，在實(shí)驗(yàn)室內(nèi)快速得到不同油樣結(jié)焦因子（結(jié)焦前體物生成量）的變化，作為評價(jià)原料結(jié)焦傾向的方法，與傳統(tǒng)方法相比一方面理論上最為直接，另一方面考慮了膠質(zhì)、金屬含量等對結(jié)焦傾向的貢獻(xiàn)，不同油樣不同條件下結(jié)焦因子，參見圖-7，該項(xiàng)內(nèi)容獲得了中石化2006年度科技進(jìn)步二等獎。2.2 設(shè)備動改部分減少爐管結(jié)焦與降低焦炭產(chǎn)率目標(biāo)是相互矛盾的：從減少爐管結(jié)焦的角度，應(yīng)采

20、取低爐出口溫度與大注汽量操作，但這種方式會降低生焦反應(yīng)焦化爐給熱量，進(jìn)而導(dǎo)致焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)不完全，焦炭中低揮發(fā)分增多，嚴(yán)重影響液體產(chǎn)物收率；從降低焦炭產(chǎn)率的角度，應(yīng)采取高爐出口溫度與小注汽量操作，但這種方式會導(dǎo)致爐出口熱轉(zhuǎn)化深度、爐管表面熱強(qiáng)度及油膜峰值溫度增加，可能造成爐管嚴(yán)重結(jié)焦。為達(dá)到提高延遲焦化裝置負(fù)荷率的同時(shí)確保裝置輕油收率、延長操作周期并節(jié)約燃料消耗，對裝置進(jìn)行了必要的設(shè)備改造。由于焦化爐是裝置的核心單元設(shè)備，對每一項(xiàng)設(shè)備動改措施進(jìn)行了詳細(xì)的技術(shù)論證。2.2.1 底部增設(shè)輻射爐管12圖-9 增加兩個爐管爐管布置示意 參見圖9，為了降低焦化爐爐管表面熱強(qiáng)度、增加介質(zhì)行程長度、充分利

21、用單面輻射爐輻射室有效空間、消除裝置消除瓶頸制約，對底部空間排布爐管進(jìn)行了論證，在特例焦化爐增設(shè)了2×2根輻射爐管：針對底部布管可能引起倒傳熱及熱強(qiáng)度過大的疑慮，利用自編軟件和cfx對輻射室內(nèi)溫度場及流場進(jìn)行了詳細(xì)模擬分析；現(xiàn)場測定了特例焦化爐底部煙氣溫度；利用現(xiàn)場管內(nèi)介質(zhì)實(shí)測溫升數(shù)據(jù)，對底部布管的傳熱效果了進(jìn)行標(biāo)定。2.2.2特殊結(jié)構(gòu)的中間橋墻13圖-10 一般單面輻射焦化爐爐型及中間橋墻示意為了提高低溫段爐管表面熱強(qiáng)度、減少兩排火嘴之間的相互干擾、降低不正常操作時(shí)火焰舔管，參見示意圖10，利用自編軟件對不同橋墻高度和橋墻形式對熱強(qiáng)度分布的影響進(jìn)行了模擬計(jì)算，提出了特殊結(jié)構(gòu)的中間橋

22、墻，操作中發(fā)現(xiàn)，增設(shè)橋墻后，爐膛溫度明顯下降，解決了特例焦化爐多年?duì)t管氧化曝皮的問題。2.2.3 輻射增敷注水爐管14注水量雖然不大，僅占原料量的12%，但由于水的汽化潛熱比較大，當(dāng)注水以液態(tài)注入油管汽化后，可使350以上油溫下降1015，進(jìn)而使焦化爐有效負(fù)荷增大，增加了爐管表面熱強(qiáng)度，不利于提高裝置負(fù)荷。為了降低煙氣入空氣預(yù)熱器溫度、提高加熱爐熱效率，參見圖-11，對輻射室進(jìn)行了改造，在靠近火焰附近增敷了6×2，有效的降低爐膛溫度。圖-11 靠近火焰附近增敷了6×2 降低爐膛溫度2.2.4下進(jìn)上出加熱方式15 參見示意圖12，輻射進(jìn)料過去一般從輻射室頂部進(jìn)入輻射室，由于熱

23、強(qiáng)度大極易舔管部位剛好是結(jié)焦速率最大的地方，往往造成爐管氧化曝皮，嚴(yán)重時(shí)經(jīng)常導(dǎo)致生產(chǎn)事故，因而國內(nèi)不少廠家采用一種“下進(jìn)中出”的加熱方式，利用圖12焦化爐輻射進(jìn)料的三種不同的加熱方式cfx得到的不同加熱方式下輻射室熱強(qiáng)度分布，為了降低焦化爐出口壓力、減少裝置停電對結(jié)焦的影響，我們提出了下進(jìn)上出的加熱方式，1999年我們完成了下進(jìn)上出加熱方式的專利申請，2001年美國人以同樣內(nèi)容申請了專利。2.2.5 兩點(diǎn)注汽方式圖13對流布管方式我國延遲焦化操作的明顯特點(diǎn)是注汽量大，使介質(zhì)在管內(nèi)停留時(shí)間偏短、爐出口介質(zhì)實(shí)際裂解深度偏低進(jìn)而導(dǎo)致生焦反應(yīng)焦化爐給熱量少、焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)未能徹底完成：注汽量雖然只占

24、焦化進(jìn)料量的百分之幾，但由于水的分子量小及水在輻射管內(nèi)密度低，注汽量的細(xì)微變化對重油在管內(nèi)的停留時(shí)間及熱轉(zhuǎn)化深度影響甚大，根據(jù)結(jié)焦機(jī)理，爐出口實(shí)際裂解深度低于最大可裂化度時(shí)，增加注汽只是降低了流動邊界層的厚度；理論上，只要介質(zhì)在管內(nèi)的停留時(shí)間不是太長，爐出口熱轉(zhuǎn)化深度不超過最大可裂化度，邊界底層中形成的結(jié)焦母體能擴(kuò)散到流動主體之中，爐管中的結(jié)焦速率就不至于過快，因而合理的注汽應(yīng)使?fàn)t出口熱轉(zhuǎn)化深度不高于最大可裂化度，但也不能太低使?fàn)t出口介質(zhì)熱轉(zhuǎn)化深度太低導(dǎo)致焦炭塔內(nèi)溫降過大。參見圖13，將輻射室注水管作為第1點(diǎn)注汽汽源，第2點(diǎn)注汽汽源熱量從對流室頂部煙氣中獲得。2.2.6 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化滄州煉化焦

25、化裝置原料渣油150進(jìn)裝置，經(jīng)換熱器換熱后終溫為233。為了提高渣油換后終溫，參見圖14添加一臺蠟油渣油換熱器，引入中段油熱量，可使渣油換后終溫可達(dá)到260。191210259227256渣油15075 t/h12 t/h32537525t/h50 t/h296柴油換熱器中段油換熱器蠟油換熱器圖14 改造后的原料換熱流程圖 上述設(shè)備改造措施除換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化未落實(shí)外，其他全部現(xiàn)場實(shí)施，爐出口反應(yīng)深度、生焦反應(yīng)給熱量、反應(yīng)行程長度等關(guān)鍵工藝參數(shù)的都發(fā)生了變化，詳細(xì)細(xì)節(jié)參見下文裝置優(yōu)化操作部分。2.3 優(yōu)化操作部分由于控制爐管結(jié)焦的關(guān)鍵工藝參數(shù)與生焦反應(yīng)給熱量現(xiàn)場都不能直接檢測，現(xiàn)場難以檢測到產(chǎn)品分布

26、的變化，必須對操作方案結(jié)果進(jìn)行理論剖析，對理論推論進(jìn)行現(xiàn)場標(biāo)定驗(yàn)證。2.3.1注汽對焦化爐出口溫度影響的工業(yè)實(shí)驗(yàn)16圖15 注汽降量前后生焦反應(yīng)焦化爐給熱模擬結(jié)果為了搞清注汽量及出口溫度變化對生焦反應(yīng)給熱及裝置產(chǎn)品分布的影響，在某裝置停工前我們進(jìn)行了半個月的工業(yè)裝置實(shí)驗(yàn)，在燃料量不變的條件下，考察了注汽量減少后對原料進(jìn)出口溫度、爐膛溫度、管內(nèi)壓降、焦化爐熱效率、富氣組成、裝置產(chǎn)品分布的影響，并用過程模擬軟件對操作結(jié)果進(jìn)行了詳細(xì)的剖析。注汽量降低后，生焦反應(yīng)焦化爐給熱參見圖15，裝置產(chǎn)品分布變化參見表3。表3 介質(zhì)在管內(nèi)停留時(shí)間對產(chǎn)品分布影響工業(yè)實(shí)驗(yàn)結(jié)果焦 化 裝 置 生 產(chǎn) 日 報(bào)焦化車間20

27、05年8月19日單位：噸序號項(xiàng)目名稱當(dāng)日產(chǎn)量 當(dāng)日收率累計(jì)產(chǎn)量累計(jì)收率1焦化原料116402384102回?zé)捰?3098403焦化脫后干氣524.4710494.44焦化脫后液化氣211.83751.575焦化汽油14412.37299012.546焦化柴油43937.71856435.927焦化蠟油22319.16425817.868焦 炭19416.67【注】436218.39焦化甩油151.296712.8110焦化循環(huán)油655.5813505.6611焦化輕污油000012燃料油000013酸性氣40.34770.3214損 失70.61450.6115輕質(zhì)油58350.0911554

28、48.4616總液收88676.121783374.817焦炭出庫1844579備注調(diào)整注汽焦炭產(chǎn)率下降1.63制表: 都梅芳2.3.2多點(diǎn)注汽對生焦反應(yīng)給熱影響的過程模擬17我國延遲焦化裝置普遍存在焦炭產(chǎn)率過高的問題，焦炭產(chǎn)率系數(shù)大約為1.61.8，工作中對我國主要焦化裝置進(jìn)行了現(xiàn)場調(diào)研，對不同裝置焦化爐原料處理量、輻射與對流油的進(jìn)出口溫度與壓力、焦炭塔塔頂溫度、注汽量與注汽溫度等 80余萬個關(guān)鍵工藝參數(shù)操作記錄進(jìn)行了統(tǒng)計(jì)分析18。基于典型操作與操作統(tǒng)計(jì)數(shù)據(jù)，利用前期開發(fā)的過程模擬軟件，對兩焦化爐的操作進(jìn)行了剖析，結(jié)論是：通過同時(shí)控制爐出口溫度及注汽量可以改變生焦給熱：采用多點(diǎn)注汽時(shí)，增加第

29、二點(diǎn)注汽比例，將第二點(diǎn)注汽位置后移均有利于提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱。 2.3.3 研究對象改造前后的關(guān)鍵工藝參數(shù)變化 19焦化爐改造后處理能力可達(dá)67萬噸/年（狀態(tài)值），輻射進(jìn)料管內(nèi)停留時(shí)間為108.5114.3s，焦化爐改造前輻射進(jìn)料管內(nèi)停留時(shí)間為71. 5s；改造后430以上停留時(shí)間為52.954.7s，焦化爐改造前430以上停留時(shí)間為33.96，與同類裝置的對比情況參見圖16；改造后管內(nèi)裂化轉(zhuǎn)化率為11.53612.132%，焦化爐改造前管內(nèi)裂化轉(zhuǎn)化率為8.069%，與同類裝置的對比情況參見圖17：改造后430以上停留時(shí)間高于所收集裝置，為確保一爐兩塔裝置操作操作安全，通過采用多點(diǎn)注汽與出

30、口溫度優(yōu)化，出口裂解深度控制在在役爐上限附近但不超過上限。圖16 改造后焦化爐430以上停留時(shí)間 圖17 改造后焦化爐管內(nèi)裂化轉(zhuǎn)化率改造后爐膛溫度為740800，焦化爐改造前爐膛溫度為740790；改造后爐管平均熱強(qiáng)度為30.87831.499kw/m2，焦化爐改造前爐管平均熱強(qiáng)度為23.076kw/m2，與同類裝置的對比情況參見圖18，改造后接近舊的操作規(guī)范上限，高于收集到在役單面輻射爐管表面熱強(qiáng)度。劣質(zhì)渣油在高熱強(qiáng)度下仍能保證長周期運(yùn)行：管外特殊結(jié)構(gòu)的中間橋墻避免了火嘴間的相互干擾，限制了火焰舔管；改造后最大表觀流速為40.60742.288m/s，焦化爐改造前最大表觀流速為39.394

31、m/s；改造后出口汽化分率為49.62549.755%，焦化爐改造前出口汽化分率為48.521，確保了管內(nèi)關(guān)鍵爐管為噴霧流型；多點(diǎn)注汽作用不能忽略。圖18改造后焦化爐平均熱強(qiáng)度圖19改造后生焦反應(yīng)焦化爐給熱圖-20 標(biāo)油消耗對比生焦反應(yīng)焦化爐給熱為385.71397.36 kj/kg，與同類裝置的對比情況參見圖19，焦化爐改造前生焦反應(yīng)焦化爐給熱為343.52 kj/kg；燃料消耗為30.1133.94kgeo/t渣油（理論值），與同類裝置的對比情況參見圖20，焦化爐改造前燃料消耗為28.81 kgeo/t渣油（理論值）；標(biāo)油消耗高但生焦反應(yīng)給熱低的原因是由于經(jīng)費(fèi)原因換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化設(shè)計(jì)提高換后終

32、溫的措施未有實(shí)施。改造后反應(yīng)行程長度為414.06417.66m，焦化爐改造前反應(yīng)行程長度為388.85m，與同類裝置的對比情況參見圖21。改造后介質(zhì)總吸熱為7806.847963.91 kw，焦化爐改造前介質(zhì)總吸熱為5569.13kw；改造后生焦反應(yīng)總給熱/介質(zhì)總吸熱為65.3165.88%，焦化爐改造前生焦反應(yīng)總給熱/介質(zhì)總吸熱為64.25%，與同類裝置的對比情況參見圖22；改造后爐內(nèi)反應(yīng)總吸熱/介質(zhì)總吸熱為20.8321.01，焦化爐改造前爐內(nèi)反應(yīng)總吸熱/介質(zhì)總吸熱為16.21%。提高生焦反應(yīng)給熱品質(zhì)仍有空間。圖21不同焦化爐反應(yīng)行程長度圖22 生焦反應(yīng)總給熱/介質(zhì)總吸熱2.3.4 縮短

33、生焦周期消除焦炭塔瓶頸20裝置為一爐兩塔型，操作彈性較小，為此制定了20小時(shí)生焦周期表，在規(guī)定時(shí)間內(nèi)達(dá)到裝置生產(chǎn)需要，各個環(huán)節(jié)相輔相成，聯(lián)系緊密，確保裝置平穩(wěn)運(yùn)行。 焦炭塔操作時(shí)間老塔處理：小吹汽：時(shí)間1.5hr，流量1-1.5t/h 大吹汽：時(shí)間2hr，流量10t/h，達(dá)到頂溫365 小給水：時(shí)間1hr，流量20t/h ，根據(jù)焦炭塔頂壓力隨時(shí)調(diào)節(jié)。 大給水：時(shí)間4hr，流量20-245 t/h，根據(jù)焦炭塔頂壓力隨時(shí)調(diào)節(jié)。 放水：時(shí)間1.5hr。總共時(shí)間：10 hr，每步時(shí)間可在10 hr范圍內(nèi)稍做調(diào)節(jié)。除焦、試壓、蒸汽預(yù)熱時(shí)間5 hr。新塔準(zhǔn)備：時(shí)間5 hr引油氣：0.5-1 hr 油氣循環(huán)

34、：4-4.5 hr（油氣循環(huán)1小時(shí)內(nèi)，循環(huán)量應(yīng)<700nm3/h, 1小時(shí)后至最大量） 嚴(yán)格焦炭塔阻泡劑加注控制在延遲焦化反應(yīng)過程中,隨著焦床的升高，泡沫層極易發(fā)生攜帶使大量焦粉隨著高溫油氣一道進(jìn)入分餾塔,其中絕大部分將沉積于分餾塔底部,進(jìn)而進(jìn)入輻射爐管,只有很少一部分進(jìn)入側(cè)線產(chǎn)品中,根據(jù)結(jié)焦機(jī)理，聚集于塔底及爐管中的焦粉,作為結(jié)焦的晶核,在高溫條件下將加劇分餾塔底及爐管結(jié)焦,嚴(yán)重威脅著裝置的長周期平穩(wěn)運(yùn)行.為此需向焦炭塔頂加注消泡劑.消泡劑的物理性質(zhì)：外觀：無色或淡黃色液體，活性物質(zhì)含量45%密度：25 0.83g/cm3粘度:2050mpa.s閃點(diǎn)(開口) 70加注流程桶裝消泡劑 加

35、藥劑泵 消泡劑罐 柱塞式計(jì)量泵焦炭塔頂 加注量：相對于焦炭塔內(nèi)總進(jìn)料量（即輻射進(jìn)料量）本消泡劑的加注量為80ppm加注方法：將桶裝破乳劑170公斤通過加藥劑泵加入到消泡劑罐中，然后用4倍的柴油進(jìn)行稀釋，控制溶液加入量36kg/h消泡劑的作用效果：抑制泡沫層的增長，每塔加劑時(shí)間基本為6小時(shí)。3. 總 結(jié)本項(xiàng)目屬于石油煉制領(lǐng)域，項(xiàng)目開發(fā)成功一種提高延遲焦化裝置負(fù)荷率延長裝置操作周期并降低裝置焦炭產(chǎn)率的綜合技術(shù)。主要內(nèi)容包括：焦化爐采用下進(jìn)上出流程；輻射室中間橋墻增設(shè)倒梯型中間橋墻；焦化加熱爐爐底增加四根爐管；采用多點(diǎn)注汽；充分利用輻射室空間，在輻射室底部靠近火嘴增加注水加熱爐管； 調(diào)整對流輻射取熱

36、比例；生焦周期縮短到20小時(shí)；實(shí)現(xiàn)常壓與焦化裝置熱聯(lián)合；加強(qiáng)輻射線和轉(zhuǎn)油線的保溫延遲焦化雖然是項(xiàng)老技術(shù)，但由于渣油組成及影響爐管結(jié)焦的因素復(fù)雜，過去僅將焦化爐作為加熱設(shè)備而未考慮其管內(nèi)的熱轉(zhuǎn)化與縮合反應(yīng)以及對渣油在焦炭塔生焦反應(yīng)的影響，現(xiàn)場僅以控制爐出口溫度作為唯一參數(shù)，本項(xiàng)技術(shù)基于反應(yīng)結(jié)果受反應(yīng)溫度及停留時(shí)間共同影響的原理，通過設(shè)備改造及現(xiàn)場優(yōu)化操作，對升溫過程及出口溫度都進(jìn)行了優(yōu)化設(shè)計(jì)與控制，強(qiáng)化了低溫段的爐管傳熱能力，增加了反應(yīng)段行程長度與停留時(shí)間，降低了管內(nèi)壓降，汽化點(diǎn)前移強(qiáng)化了管內(nèi)傳熱，在同樣爐出口溫度下達(dá)到了增加油品生焦反應(yīng)焦化爐給熱量的目的并降低了爐管結(jié)焦速率，進(jìn)而達(dá)到了生焦周期縮短與原料劣質(zhì)化的同時(shí)，提高了裝置負(fù)荷與降低裝置焦炭產(chǎn)率的目的。在滄州煉化公司的應(yīng)用結(jié)果表明，本項(xiàng)技術(shù)投資低，能消除焦化爐的瓶頸制約、減緩爐管結(jié)焦延長裝置操作周期，并在生焦周期縮短與原料劣質(zhì)化的同時(shí)，降低裝置焦炭產(chǎn)率：2006年 完成改造后設(shè)計(jì)產(chǎn)能為50萬噸/年的焦化爐消除瓶頸制約，產(chǎn)能達(dá)到65萬噸/年，裝置負(fù)荷率達(dá)到設(shè)計(jì)產(chǎn)能的130為國內(nèi)裝置負(fù)荷率之首；爐膛溫度小于780,爐管壁溫最高點(diǎn)小于650，燒焦周期到達(dá)1年以上，實(shí)現(xiàn)了裝置長周期運(yùn)行；裝置焦炭產(chǎn)率系數(shù)為1.391.53（裝置焦炭產(chǎn)率