延迟焦化节能知识ppt课件.ppt

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1、1,延迟焦化装置节能知识,李出和2005年8月29日,2,1.国内外延迟焦化装置现状2.延迟焦化工艺流程说明3.延迟焦化的主要反应条件4.目前焦化装置的能耗水平5.焦化装置的能耗计算6.焦化装置的能耗分析7.焦化装置节能措施,目 录,3,1、国内外延迟焦化装置现状,1.1 延迟焦化工艺1.2 延迟焦化装置的作用1.3 延迟焦化反应视图1.4 中石化已建和在建焦化装置统计1.5 中石油已建和在建焦化装置统计1.6 地方已建和在建焦化装置1.7 国内外焦化发展对比1.8 国外焦化工艺技术特点1.9 国内焦化工艺技术状况1.10 焦化装置主要技术经济指标,返回目录,4,延迟焦化是以渣油或类似渣油的污

2、油、原油为原料，通过加热炉快速加热到一定的温度（500），焦化的结焦反应不在加热炉中进行，而是使之延迟到焦炭塔中进行。同时在塔内适宜的温度、压力条件下发生裂解、缩合反应，生成气体、汽油、柴油、蜡油、循环油组分和焦炭的工艺过程。,1.1 延迟焦化工艺,5,1.2 延迟焦化装置的作用,处理炼油厂过剩而无出路的减压渣油；减少重油催化裂化的掺炼比例，提高催化汽油、柴油的质量；提高作为优质乙烯裂解原料-焦化石脑油的产量；增产高十六烷值柴油，提高炼油厂的柴汽比；增加中间馏分焦化蜡油，为催化裂化及加氢裂化提供原料；利用焦化干气或石油焦作为制氢装置的原料。提供冶金行业使用的石油焦。,6,延迟焦化的原料来源和产

3、品去向,7,1.3 延迟焦化反应视图,左图为延迟焦化工艺的主要反应部分流程，原料在加热炉加热后在焦炭塔反应，焦炭塔两个并联间断操作，一个在生焦，另一个则在除焦，一般1824小时切换一次。,8,1.4 中石化已建和在建焦化装置统计,9,1.4 中石化已建和在建焦化装置统计,10,1.4 中石化已建和在建焦化装置统计,11,1.5 中石油已建和在建焦化装置统计,12,1.5 中石油已建和在建焦化装置,13,1.6 地方已建和在建焦化装置,14,据统计，在焦化装置总加工能力中，美国为1.23亿t/a，约占世界焦化装置总加工能力的54.07%，居世界首位，我国（不包括台湾省）焦化装置总加工能力为16.

4、83Mt/a（石化），占世界焦化装置总加工能力的7.37%，仅次于美国，位于世界第二。其次依次为委内瑞拉、墨西哥、和阿根廷等，其加工能力分别为7.97Mt/a、7.76 Mt/a和6.08Mt/a。各自分别占世界焦化装置总加工能力的3.49%、3.39%、和2.66%。下表表示2002年世界前十位国家的焦化装置的加工能力。,1.7 国内外焦化发展对比,15,世界焦化装置排名前十位的国家，Mt/a1,：不包括台湾省在内,16,据预测，在今后20年焦化工艺仍将以每年7以上的速度逐步增长。,图1 世界焦化加工能力（1990-）,17,图2 世界石油焦产量（19752000）3,18,图3 美国焦化加

5、工能力2，5,19,图4 中石化延迟焦化装置加工能力的增长6,20,由上图可以看出，中国的延迟焦化工艺自1998年以来发展较快，并有不断继续发展的趋势，根据目前的规划，中海油拟建420万吨/年，金山石化拟再建240万吨/年，齐鲁石化拟再建160万吨/年，天津石化拟再建240万吨/年，独山子石化拟再建120万吨/年，湛江拟再建140万吨/年等，2008年后将有更大型化的焦化装置建设投产。,21,国外的延迟焦化技术主要以美国的技术为代表，在二十世纪八十年代和九十年代发展较快，主要体现在工艺流程的合理性、操作的灵活性、设备的先进性、节能增效、减少环境污染等方面，归纳起来有如下几点：a)提高焦化反应温

6、度增产液体产品，即在保证石油焦不太硬，炉管及转油线结焦不严重的前提下，尽可能采用较高的炉出口温度，以提高液体收率。b)降低焦炭塔的操作压力以改善产品分布，常规设计焦炭塔操作压力为0.175MPa(g)，低压设计操作压力为0.11 MPa(g)。设计压力的降低可减少焦炭收率，但分馏设备及压缩机的投资将增加。c)降低循环比提高液体产品收率，目前国外装置较多的倾向于低循环化，有的装置接近“0”循环化操作，即单程操作，最大限度的减少石油焦的产率。,1.8 国外焦化工艺技术特点,22,1.8 国外焦化工艺技术特点 d)采用不同沸点范围的馏分油替代全部或部分普通循环，由于馏分油的循环，可增加相临馏分的产品

7、收率，因此为改变产品分布提供了操作的灵活性。e)对焦化原料进行预处理，如原油的深度脱盐、减压深拔、减粘裂化加氢处理等，改善焦化装置的产品质量。在焦化原料中掺炼FCC澄清油来降低石油焦产率。焦化进料炉前混氢来改善产品分布和质量。f)利用催化澄清油或其它重质油生产优质的针状焦技术，在国外已成熟的应用于工业化装置。g)焦炭塔的大型化设计应用技术，采用一炉二塔单系列规模达到160万吨/年以上，焦炭塔的直径一般在8.84米左右。最大直径达12.2m。,23,1.8 国外焦化工艺技术特点 h)采用短的生焦时间，具资料介绍，美国焦化装置焦炭塔的生焦时间一般为1024小时，最常用的是18小时。采用短的生焦时间

8、是以增加维护费用和缩短装置使用寿命为代价来减少一次性投资。该技术对现有装置扩能改造十分有用。i)焦炭塔采用注消泡剂措施，减少焦粉夹带，改善焦化产品的质量。焦炭塔采用中子料位计，检测塔内的焦层及泡沫层，实现焦炭塔的安全操作，提高塔的利用率。j)焦炭塔系统操作的自动化技术，主要包括吹汽、放空、给水、放水油气预热以及四通阀的切换工序的联锁自动控制。塔底盖装卸的自动化也在许多炼油广泛应用。k)利用焦化装置吹汽放空系统的过剩热量处理炼油厂的含水污油技术。,24,1.8 国外焦化工艺技术特点 l)双火焰双面辐射焦化加热炉的设计技术，焦化加热炉的在线除焦技术，加热炉管的多点注汽技术以及双向烧焦技术。上述技术

9、可以进一步延长加热炉的连续运行周期。m)先进控制技术，采用多参数的先进过程控制软件包，适用不同的操作摸式，可随原料性质变化而自动调节操作条件，根据焦炭塔的操作自动调整分馏塔的操作参数，保证产品质量，实现APC优化操作。n)采用封闭式吹汽放空排放技术，封闭的除焦和焦炭输送技术，冷、切焦水的密闭处理循环回用技术，加热炉觜采用低NOx偏平焰火嘴技术等，均有利于减少环境污染。,25,国内的延迟焦化装置自1957年第一套试验装置在抚顺石油二厂建成以来，至今已相继建设了近四十多套，我国的延迟焦化技术也有了长足的进步和发展，主要体现在如下几个方面：a)焦炭塔的油气预热由有堵焦阀预热方式改为无堵焦阀油气预热方

10、式，该技术可以缩短焦炭塔的油气预热时间，避免焦炭塔甩油不净，切换四通阀时引起的焦炭塔内的凝缩油突沸现象。b)焦炭塔顶油气管线采用注蜡油、中段油或柴油技术，防止管线结焦。c)焦炭塔内采用底部注消泡剂技术，减少焦炭塔顶的焦粉夹带。d)焦炭塔的设计逐步实现了大型化，焦炭塔直径由5.4米、6.0米、6.1米、6.4米逐步发展到8.4米、8.6米、8.8米和9.4米达到了单台处理能力160万吨/年左右。焦炭塔的材质早期的20G改为目前的15CrMoR 或1.25Cr0.5MoR等合金钢材料,1.9 国内焦化工艺技术状况,26,1.9 国内焦化工艺技术状况 e)加热炉的设计由单面辐射、低流速、低表面平均热

11、强度炉型，发展双面辐射高流速、高表面平均热强度炉型。单辐射室的加工能力由10万吨/年提高70万吨/年。,27,1.9 国内焦化工艺技术状况 f)分馏塔采用蜡油下回流洗涤技术，减少蜡油中焦粉含量。分馏塔底油部分循环技术，减少塔结焦。g)水力除焦方式有无井架、全井架、半井架和单井加架等多种方式，目前较多应用的是有单井架水力除焦方式。,28,1.9 国内焦化工艺技术状况 h)水力除焦系统采用PLC安全联锁逻辑控制，取代了原来的人工手动控制，电信号联系的落后控制方式。i)低循环比及大循环比的设计已有成熟的经验，超低循环比和零循环化也已被部分炼厂采用。j)焦炭塔的吹汽放空采用油吸收接触冷却塔式密闭放空技

12、术，逐步取代了原来的冷却器冷却或水冷却塔急冷的吹汽放空方式，减少了对环境的污染。k)冷、切焦水处理基本都采用了密闭式分流处理循环回用的技术，减少了冷、切焦水的补水量。系统水中废气通过脱硫减少了对环境的污染。,29,1.9 国内焦化工艺技术状况 l)除焦系统目前国内大都采用敞开的贮焦池贮焦、抓斗抓焦装焦，沉淀池进行水、焦分离的方式，对环境有一定的污染。m)仪表控制系统采用DCS控制。加热炉部分、压缩机部分采用ESD安全联系控制系统。全装置的APC优化控制在国内焦化装置中还未应用。n)缩短生焦时间在国内个别炼油厂焦化装置中试用过一段时间，由于国内的倒班制度所限，仅部分炼厂采用。,30,1.10 焦

13、化装置主要技术经济指标,1.10.1 典型160万吨/年焦化装置技术经济指标一览表,31,1.10.1 典型160万吨/年焦化装置技术经济指标一览表-续,32,1.10.1 典型160万吨/年焦化装置技术经济指标一览表-续,33,返回目录,34,2.延迟焦化工艺流程,工艺流程说明：延迟焦化的工艺流程一般分4个部分，主要包括：2.1 焦化部分（加热炉部分、焦炭塔部分及 分馏塔部分）2.2 焦炭塔的吹汽放空部分 2.3 冷切焦水处理部分 2.4 焦化富气压缩回收部分,返回目录,35,2.1 焦化部分,2.1.1 原料换热部分 焦化原料直接来自常减压蒸馏装置或罐区，进装置界区后首先与焦化柴油换热，入

14、原料油缓冲罐，然后由原料泵抽出，先后送经原料中段回流换热器、蜡油原料油换热器，被换热到290后进入分馏塔下段换热区，在此与来自焦炭塔的热油气(420)接触换热，原料油中蜡油以上重馏分与热油气(420)中的被冷凝的循环油一起流入塔底。,36,图21 原料预热流程,37,分馏塔底油，焦化油或联合油在300340下，用加热炉进料泵抽出打入加热炉的对流段，流经辐射段被快速升温到495505，然后经四通阀入焦炭塔底部。2.1.3 焦炭塔部分 循环油和原料减渣中蜡油以上馏分，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油、等产品和石油焦。焦炭结聚在塔内。高温油气经

15、急冷油急冷后(420)，流入分馏塔换热板下。,2.1.2 加热炉部分,38,图22 加热炉及焦炭塔部分流程,39,从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段(420)，与原料油直接换热后冷凝出循环油落入塔底，其余大量油气升经五层换热板，进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。蜡油集油箱中的蜡油由蜡油泵抽出，送经蜡油原料油换热器，换热后去稳定塔底和脱吸塔底重沸器做热源，再经蜡油蒸汽发生器降温到220再分成二股物流；一股返回分馏塔作回流，另一股经蜡油脱氧水换热、蜡油空冷器冷到90送出装置。中段回流从分馏塔抽出(310)，由中段回流泵抽送经中段回流原料换热器、蒸汽发生器，换热到

16、220后返回分馏塔作回流。,2.1.4 分馏塔部分,40,2.1.4 分馏塔部分 柴油从分馏塔由柴油泵抽出，送经柴油原料油换热器，柴油蒸汽发生器，又经柴油脱氧水换热，柴油富吸收油换热器，降到100，再经柴油空冷器冷到55后分二股；一部分为柴油产品出装置去加氢精制，另一部分由吸收柴油泵经吸收柴油冷却器冷到40打入柴油吸收塔作为吸收剂用。自柴油吸收塔底返回的富吸收柴油经与柴油换热后和较高温度的柴油一起，作为分馏塔柴油回流。为了保证来自系统的脱硫燃料气入加热炉火嘴前不带凝液，燃料气与自分馏塔来的顶回流(150)经换热器换热。顶回流与燃料气换热后，再由泵送出经顶回流空冷器，冷却到60返回到分馏塔，控制

17、分馏塔顶温度。分馏塔顶油气经塔顶空冷器，后冷器冷却到40流入分馏塔顶油气分离罐，汽油由泵送出装置，焦化富气经压缩机入口分液罐分液后进入富气压缩机。,41,图23 分馏塔部分流程,42,焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温(180)蒸汽及少量油气进入放空塔，从顶部打入蜡油馏分，洗涤下油气中的重油馏分。塔底重油用泵抽出，送经水箱冷却器冷却后，一部分作为塔顶回流，控制顶部气相温度190左右，另一部分在液面控制下送出装置或回炼。塔顶油气及大量蒸汽直接进入空冷器。当来自焦炭塔的气相温度低于180时，切换到放空塔顶空冷器入口，水蒸汽及少量轻烃经空冷器、后冷器冷到40进入塔顶汽液分离罐，分出的污水由泵送入冷焦水池

18、，也可送往酸性水汽提单元处理，不凝气排入瓦斯放火炬系统。,2.2 焦炭塔的吹汽放空部分,43,图24 焦炭塔的吹汽放空部分流程,44,焦炭塔运行至冷焦时，开启冷焦冷水泵，从冷焦冷水储罐将冷焦水送往焦炭塔进行冷焦，冷却溢流水排入溢流水储罐，放空水排入放空水储罐。罐内的浮油浮至水面，通过罐内周边环形集油槽排出，排至污油罐，脱水后，再由污油泵送至全厂污油罐。焦粉沉至罐底，通过排泥阀排至贮焦池。冷焦溢流水储罐和放空水储罐出水经冷焦热水泵加压，经过滤器后送入水力旋流分离器，利用液体在旋流管内高速旋转产生离心力将油滴从水中分离出来除油后的冷焦水进入空冷器冷却降温。被冷却后的冷焦水利用余压进入冷焦冷水储罐。

19、冷焦冷水储罐中浮起来的污油通过罐内周边环形集油槽排到系统含油污水管道。,2.3 冷切焦水处理部分,45,2.3 冷切焦水处理部分 从焦炭塔排出的焦炭和切焦水进入贮焦池后，切焦水先进入一次沉淀池，大颗粒粉焦沉淀下来，再进入二次沉淀池。沉淀池内设三道格网，拦截粉焦。沉淀池出水经切焦水提升泵加压送至过滤罐进一步去除粉焦后，送入切焦水储罐贮存，供高压水泵切焦用。微细粉焦在罐内继续沉淀，切焦水储罐沉积的微小粉焦，可以定期清扫排入二次沉淀池。当发现液面有油时，可使罐内水位上升后，污油经集油槽至含油污水立管，排入含油污水系统。焦炭由桥式抓斗吊车抓到火车或汽车上外运销售。切焦水由高压水泵自切焦水罐抽出，加压到

20、2833MPA，经高压水线胶管钻杆到切焦器，在塔内切焦。,46,图25 冷切焦水处理部分流程,47,焦化富气经分液后进入焦化富气压缩机，在此压缩到1。3MPa(g)进入焦化富气空冷器冷却到60，和自吸收塔来的富吸收油、自解吸塔来的解吸气混合后再经饱和吸收油水冷器冷却至40进入吸收塔入口分液罐，在此平衡分离。气体进入吸收塔下部，并自下向上流动，和自上向下的吸收剂接触，气体中的C3，C4被吸收，未被吸收的贫气自塔顶流出至再吸收塔，在再吸收塔)由柴油进一步吸收，未被吸收的干气至脱硫部分。吸收塔设二个中段回流以降低吸收温度提高吸收率。凝缩油由脱吸塔进料泵抽出或自流经过脱吸塔进料稳定汽油换热器换热后进入

21、解吸塔顶。在解吸塔由塔底重沸器提供热源，脱除C2组分。脱乙烷汽油由稳定塔进料泵抽出经稳定塔进料稳定汽油换热器换热后进入稳定塔第24层。在稳定塔由塔底重沸器提供热源、塔顶冷凝器提供冷回流，使汽油和液化气分离。塔顶油气经冷凝器冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐，未凝气进压缩机入口，冷凝液(液化气)由泵抽出，部分作为回流打到稳定塔顶50层，部分作为产品至液化气脱硫部分。塔底稳定汽油自压至换热器、空冷器、水冷器冷却到40，部分由补充吸收剂泵升压后至吸收塔顶作为补充吸收剂，部分作为产品送出装置。,2.4 焦化富气的压缩吸收稳定部分,48,图26 焦化富气的压缩吸收部分流程,2.4.1 焦化富气的压缩吸收稳定部

22、分原则流程,49,本装置关键的生产工序主要是加热炉、焦炭塔部分的工艺操作。（1）焦化加热炉 焦化加热炉是焦化装置的核心设备，采用多点注汽、在线除焦、双向烧焦技术。多点注汽是每路炉管，根据工艺计算对结焦临界点注入中压蒸汽，一般设三个点或更多的点，中压蒸汽自管网来，在流量控制下自动注入炉管，每点的注入量不同，这比在炉入口一点注汽相比具有节省蒸汽、降低压降、减少结焦的优点。在线除焦是在不停炉的条件下，炉管内通入蒸汽，通过控制炉管温度，使焦炭脱落并由蒸汽吹出进入焦炭塔。双向烧焦主要是在烧焦时大块焦粉使炉管堵室的情况下采用返向吹汽的措施，这佯可以使烧焦更完善。烧焦时的烟气排入烧焦罐，通入水急冷后排至烟囟

23、。,2.5 关键的生产工序说明,50,2.5 关键的生产工序说明（2）焦炭塔 焦炭塔是间歇操作的设备，当一个塔在进料时，另一个塔在处理。焦炭塔生产操作的工序主要有：向焦炭塔内少量吹汽(12小时)，把油气吹入分馏塔；向焦炭塔内大量吹汽(23小时)，该吹汽汽提油气至吹汽放空塔;并在放空系统冷凝冷却回收污油；向焦炭塔内少量给水(12小时)，给水汽化的蒸汽及油气至放空塔；向焦炭塔内大量给水(34小时)，水溢流到冷焦水系统的热水罐；排放焦炭塔内的水至冷焦水热水罐(24小时)；拆卸塔顶、塔底出焦口法兰(0.51小时)；采用高压水切除焦炭塔内的焦炭(24小时)；安装塔顶、塔底法兰(0.51小时)；对焦炭塔进

24、行蒸汽试压检查塔顶、底盖的密封性(0.51小时)；引另一个焦炭塔的油气对该塔预热(46小时)，油气自塔引入至塔底再经甩油罐返回到分馏塔。待焦炭塔的温度达到要求后，切换四通阀，该阀正常进料，另一个塔进行上述过程的处理。焦炭塔的操作周期一般为2472小时。,51,图27 焦炭塔切换操作部分流程,返回目录,52,3延迟焦化的主要反应条件,焦化热转化反应是自由的、无选择性的热裂化反应，不同于催化裂化、加氢裂化在催化剂的作用下发生的选择性裂化反应，因此焦化热转化反应的产品分布和产品质量只和原料性质及操作条件有关。3.1 原料性质3.2 循环比3.3 反应压力3.4 反应温度,返回目录,53,3.1 原料

25、性质,焦化原料油是以碳、氢、硫、氮、氧为主要元素的大分子（分子量约为5001000）烃类混合物，热转化过程中发生的化学反应是：大分子转化为小分子的吸热的裂化反应，小分子转化为大分子的放热的缩合反应，裂化反应的活化能约为:167KJ/MOL，缩合反应的活化能约为:209KJ/MOL，当原料被加热时，裂化反应比缩合反应优先发生，开始裂化反应占主导地位，随着温度的升高裂化反应逐渐由主导地位转化为次要地位，缩合反应占主导地位，随着渣油转化反应的不断进行，渣油中的部分物质转化为轻质油品，部分物质转化为焦碳。渣油热转化反应是一种非常复杂的裂化和缩合相平衡的顺序反应，很难用化学反应方程式来表达。,54,3.

26、1 原料性质 通常把渣油分为四组分：饱和烃、芳烃、胶质和沥青质。饱和烃包括烷烃和环烷烃，烷烃较易裂化，断链生成烷烃、烯烃和氢气；环烷烃的热反应主要是断侧链生成烯烃或烷烃，断环链生成烯烃和二烯烃。芳烃较稳定，一般条件下芳环不会断裂，一般发生侧链断裂或脱烷基反应，胶质和沥青质主要是多环及稠环化合物，在热转化反应中，除了缩合反应生成焦碳外，还断侧链生成较小分子的烃。,55,3.1 原料性质 在四组分共存的情况下，发生混合反应，可归纳为：a.饱和烃断侧链产生裂化产物；b.芳烃断侧链产生裂化产物和饱和烃，芳烃缩合产生胶质;胶质断侧链产生裂化产物和芳烃，胶质缩合产生沥青质；c.沥青质断侧链产生裂化产物，沥

27、青质缩合产生苯不溶物，苯不溶物逐渐再缩合生成喹啉不容物或碳质沥青，喹啉不容物缩合最后生成焦碳。另外在焦化原料流经焦化加热炉和焦炭塔过程中，在给定的循环比下，随着温度和停留时间增加，随着反应中烃分压的变化，导致焦化料的四组成比例结构也发生迅速变化，影响并决定着加热炉和焦炭塔内的热转化反应。加热炉的设计要求在渣油的裂化反应开始而缩合反应还未大量开始时，把渣油加热到500并使之离开。,56,渣油热转化反应视图如下：,57,3.1 原料性质 焦化热转化反应产品分布和四组分的含量有密切的关系，通常采用渣油的残炭值和四组分的含量来判断原料的好坏及产品分布情况，沥青质含量高或渣油残炭值高的渣油容易结焦，生焦

28、率较高，轻油收率较低。产品分布和渣油中的残炭的大概关系为:(1)硫化氢收率：W%:H2S=0.25*Sf(2)干气收率：W%:RG=3.5+0.1*CCR(3)LPG收率：W%:LPG=3.0+0.044*CCR(4)焦炭收率：W%:COK=1.6*CCR(5)石脑油收率：W%:Nao=11.38+0.335*CCR(6)瓦斯油收率：W%:TGO=100-(H2S+RG+LPG+COK+Nao)(7)柴油收率/瓦斯油收率：R=0.38+0.011*CCR-0.00031*CCR(8)柴油收率：W%:LCGO=R*TGO(9)蜡油收率：W%:HCGO=TGO-LCGO 注：CCR为渣油的康氏残炭

29、wt%。Sf为渣油中的硫含量wt%。,58,循环比的概念在各种文献上不太统一，通常有两种不同的表示方法:一种是进加热炉的总流量(或辐射进料量)，和新鲜原料量的比值(或对流进料量)，公式为:联合循环比=(新鲜原料量+循环油量)/新鲜原料量。该种方法表示的循环比大于1.0，另一种是进加热炉的循环油流量，和新鲜原料量的比值(或对流进料量)，公式为:循环比=循环油量/新鲜原料量。该种方法表示的循环比小于1.0，当无循环油量时，循环比为零，有时叫单程操作。两种方法都能显示加热炉中循环油或回炼油所占的比例。在新鲜原料中掺入焦化装置反应自产的反复循环的循环油，改变了原料的性质，联合油的四组分比例结构发生变化

30、，使热转化反应发生变化.循环油相当于重蜡油或蜡油，在加热炉和焦炭塔也产生部分热裂化反应。,3.2 循环比,59,3.2 循环比 循环比对焦化装置的处理量，产品分布及产品性质都有较大的影响。在原料相同的条件下，一般是：循环比增加，汽油柴油的收率随着提高，蜡油收率则随着下降，焦炭和气体的收率也少有增加。通常循环比的选择是以下游加工装置的要求为原则，例如焦化蜡油作为加氢裂化原料时，调整循环比的目的是控制蜡油HCGO的残炭值，终馏点等。通常如果产品质量和装置操作允许，都采用尽可能低的循环比操作。循环比减少，生焦率一般减少，同时焦化蜡油收率增加，气体、汽油、柴油收率下降。当需要提高装置的液体收率时一般采

31、用降低循环比（0.150.25）或零循环比操作；当需要多产焦化石脑油和柴油时一般采用较大循环比（0.250.45）操作；当焦化蜡油无出路或需要最大可能地生产乙烯原料时一般采用大循环比（0.41.0）操作。当采用减压深拔后，焦化原料变差，残炭及沥青值升高，为延长开工周期和防止弹丸焦产生，一般也采用较大循环比。单程和低循环比操作对蜡油和炉进料油的影响见下表：,60,3.2.1 降低循环比操作 单程和低循环比对蜡油和炉进料油影响(原料为沙轻减压渣油（535）),61,从上表可看出：单程和低循环比下液收高，焦炭收率低，蜡油收率高，但柴油收率低、汽油收率略低；单程和低循环比下蜡油变重、变稠；低循环比下焦

32、化炉进料油性质变差，特别是康残和沥青质含量提高，必然会影响到焦化炉运行周期。,3.2.1 降低循环比操作,62,大循环比（0.601.0）操作，尽量提高焦炭塔进料中芳香烃含量和降低沥青质含量，降低残炭。当要求多产汽柴油和焦化蜡油无去路或原料中沥青质含量太高时，则应全循环或大循环比操作。由下表可见，大循环比操作时，蜡油收率下降较大，蜡油产品和加热炉进料均得到改善。,3.2.2 大循环比（0.601.0）操作,63,大循环比对蜡油和炉进料油影响,64,3.3 反应压力,反应压力一般是指焦炭塔顶的压力，反应压力对焦化产品分布有一定影响，压力升高，反应的深度增加，气体和焦炭的收率增加，液体收率减少，焦

33、炭的挥发份提高.反之压力降低，反应的深度减少，气体和焦炭的收率减少，液体收率增加，焦炭的挥发份降低.为了提高装置的经济效益，通常采用低压设计和操作.采用低压操作可改善焦化产品分布，在国内外已普遍认可，国内焦炭塔顶操作压力一般为0.150.20 MPa，国外最低的达到0.10.15 MPa。压力降低一般可提高蜡油的收率，但是压力太低焦炭塔内泡沫层升高，焦粉易携带并易产生弹丸焦，另外增大了焦炭塔的气体体积流量，势必使焦炭塔的塔径加大，使分馏塔的塔径加大，使压缩机和塔顶冷凝系统的负荷增加，装置的投资增加，因此应综合设备投资、操作费用和产品分布等因素确定适宜的操作压力。,65,操作压力对焦化蜡油收率和

34、质量影响,有上表可以看出：当焦炭塔操作压力降低，虽然石油焦收率下降，蜡油收率增加，但是蜡油变重，蜡油残炭和重金属含量均增加。因此，降压操作时还应考虑蜡油质量。,66,3.4 反应温度,反应温度一般是指加热炉辐射炉管的出口温度，这一温度的变化直接影响着焦炭塔内的反应温度和反应深度，从而影响到产品分布和产品质量。温度低，焦化反应深度不足，产品收率低，焦炭挥发份高。温度太高反应过深，使汽油和柴油继续裂化，降低汽油和柴油的收率，增加气体收率，焦炭变硬，使除焦困难。反应温度的确定一般和原料性质有关。提高焦化温度可增产液体产品收率，但基于焦化反应的特点，反应温度（炉出口温度控制）调整的幅度是很窄的，温度过

35、高会导致提前结焦，堵塞炉管、转油线结焦，影响开工周期，同时易生成硬质石油焦，使除焦困难；温度过低导致热量不足反应深度不够，轻油收率降低，焦炭挥发分增大或产生焦油。,67,焦炭塔顶温度、压力和循环比对产品收率的影响可定性的见下图：,68,温度、压力、循环比、生焦周期对产率影响经验,（1）焦炭塔压力每降低0.055MPa，焦炭产率 降低1.0%（W）。（2）焦炭塔压力每降低0.055MPa，液体产率 提高1.3%（V）。（3）焦炭塔油气线温度每提高10，焦炭产率 降低1.44%（W）。（4）焦炭塔油气线温度每提高10，瓦斯油产率 提高1.9%（V）。（5）焦炭挥发份每降低1.0%（W），焦炭塔油气

36、线 温度要提高3.95。（6）循环量减少10%（W），焦炭产率降低1.2%（W）。（7）焦炭产率降低1.0%（W），液体产率提高1.5%（V）。（8）循环周期减少6小时，焦炭挥发份每增加1.0%（W）。,返回目录,69,4.目前焦化装置的能耗水平,4.1 中国石化股份公司2002年炼油实际能耗表4.2 中国石化股份公司2002年主要炼油装置 实际能耗表4.3 中国石化股份公司2002年延迟焦化装置 实际能耗表4.4 国外延迟焦化装置设计能耗表,返回目录,70,4.1.中国石化股份公司2002年炼油实际能耗表,从上表可见，炼油能耗主要是燃料消耗和催化烧焦，能耗的大小主要和原油的总加工流程及规模有

37、关，流程短，产品少的炼油厂能耗低.,71,4.2.中国石化股份公司2002年主要炼油装置实际能耗表,从上表可见，延迟焦化装置主要是燃料消耗，和其他装置相比燃料消耗占装置能耗的比例较大.,72,4.3 中国石化股份公司2002年延迟焦化装置实际能耗表,73,4.3 中国石化股份公司2002年延迟焦化装置实际能耗续表,74,4.4.国外延迟焦化装置设计能耗表,单位能耗:21.90(104Kcal/t原料)/（916.77MJ/t原料）(包括吸收稳定部分),75,4.4.国外延迟焦化装置设计能耗表,单位能耗:21.04(104Kcal/t原料)/（881.02MJ/t原料）(包括吸收稳定部分),76

38、,4.4.国外延迟焦化装置设计能耗表,单位能耗:20.07(104Kcal/t原料)/（840.41MJ/t原料）(包括吸收稳定部分),返回目录,77,5.1 能耗指标5.2 单元设备能量计算5.3 能耗工质消耗计算5.4 总能耗计算,5 焦化装置的能耗计算,返回目录,78,5.1 能耗指标,延迟焦化装置把渣油转化为气体、汽油、柴油、蜡油组分和焦炭，需要外部提供能量。根据热力学第一定律：体系能量变化=外界输入热量和功-体系对外输出热量和功。体系内的能量变化主要是动能、势能、内能和热能的变化。延迟焦化装置能耗主要是热量消耗和功的消耗，而热量消耗和功的消耗主要体现在燃料、电力及耗能工质的能量上。根

39、据相关能量换算，燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算。其换算表如下：,79,5.1 能耗指标 燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算表如下：,80,由上表可以看出：要想计算装置的能耗首先应计算出装置的水、电、燃料气、蒸汽和空气的消耗量。,5.1 能耗指标 燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算表(序）,81,5.2装置单元设备物料能量计算,延迟焦化装置和其他装置一样是有数个化工单元组成的，装置的能耗是所有化工单元能耗之和，因此要计算装置能耗必须先计算各化工单元的能耗。一套完整的焦化装置，其工艺过程涉及到化学反应、分馏、精馏、吸收、脱吸、化学吸收、传热、气体液体及固体输送、过

40、滤、气体液体及固体的分离等化学物理过程，是炼油厂应用基本化工原理最多的装置之一。利用上述基本化工原理设计焦化装置使原料产生产品，其主要的操作单元有：加热炉、焦炭塔（反应器）、分馏塔、吸收塔、脱吸塔、稳定塔、脱硫塔、换热器、冷凝冷却器、压缩机、泵、除焦设备等，其中加热炉、焦炭塔（反应器）、分馏塔、除焦设备对装置的能耗影响较大，如下以齐鲁160万吨/年焦化装置为例说明主要单元的物平及能耗计算过程。,82,齐鲁160万吨/年焦化装置物料平衡,83,各物料油性质,84,5.2.1加热炉能耗计算,85,5.2.1.2加热炉热负荷,加热炉热负荷(160万吨/年),86,上表为加热炉被加热介质吸热平衡表，是

41、有效热量。有效热的大小和过热蒸汽量、加热炉的注汽量、加热炉出口汽化率、加热深度、焦化油性质及操作条件有关。过热蒸汽量是装置自产蒸汽量，是根据焦化分馏塔系统的热利用及换热流程确定的。加热炉出口汽化率和渣油性质、炉出口温度及压力有关，炉出口温度高压力低，加热炉出口汽化率高，而炉出口温度的高低决定于渣油性质，一般情况下，重质渣油采用较低的炉出口温度。加热深度表示炉管内的加热时间及炉管内的裂化程度，为达到较高的液体收率，应提高渣油的加热深度，但燃料消耗会增加。操作条件中的循环比对燃料消耗影响较大，循环比加大燃料消耗会增加。假设加热炉的热效率为90%，则循环比为0.25时，加热炉的热负荷为：4090.4

42、9*104Kcal/h，燃料的消耗量为：4545 kg/h，燃料单耗为：23.86 kg/t原料，循环比降到0.15时的加热炉热平衡如下表，此时加热炉的热负荷为：3786.7*104Kcal/h，燃料的消耗量为：4207 kg/h，燃料单耗为：22.08 kg/t原料，比循环比0.25时下降约1.78 kg/t原料。,87,加热炉热负荷(160万吨/年)（R=0.15）,88,89,加热炉的热效率按90%，燃料的消耗量为：3578.7 kg/h，燃料单耗为：18.79 kg/t。若同时进炉温度提高到350，反应深度不高，炉出口汽化率为：30%，则加热炉的热负荷为：3220.8-438.2=27

43、82.6*104Kcal/h，燃料气的消耗量降为：3092kg/h，燃料单耗为：16.23 kg/t原料，虽然燃料单耗大大降低，但是焦化的液体收率将付出代价，不一定是焦化装置的最经济运行工况。,90,5.2.1.3 加热炉的热效率计算,加热炉的热效率是影响装置能耗的主要因素，8090年代，焦化炉设计热效率一般要求大于86%，90年代末开始，焦化炉设计热效率一般要求大于90%，由此大大降低了燃料消耗和装置的能耗。加热炉的热效率和燃料气组成、排烟温度、过剩空气系数及热损失有关。,91,燃料气热值计算,92,理论空气量计算 V0=0.5 H2+0.5CO+（m+n/4）CmHn+1.5H2S-O2/

44、21=0.5*14.88+211.4/21=10.4207立方米空气/立方米燃料气（经验式）实际空气量计算实际空气量=过剩空气系数*理论空气量。焦化加热炉的过剩空气系数一般为1.151.25，过剩空气系数取的太小会燃烧不完全，热分布恶化，炉管腐蚀严重。过剩空气系数取的太大，燃烧效果会好，但是炉子效率降低。过剩空气系数每降低10%，加热炉效率可提高约11.5%。目前设计焦化炉，过剩空气系数取1.15，已保证加热炉热效率大于90%。在现有装置中，已知烟气中的氧含量或烟气组成，可计算加热炉的过剩空气系数，实际空气量 V1=1.15*10.4207立方米空气/立方米燃料气=11.9838立方米空气/立

45、方米燃料气，19.1894kg/kg燃料 其中：N2 9.4672立方米/立方米燃料气，79%O2 2.5166立方米/立方米燃料气，21%,93,烟气量计算(完全燃烧),94,因此烟气：N2 9.4672立方米/立方米燃料气，14.718kg/kg燃料O2 0.3285立方米/立方米燃料气，0.5832kg/kg燃料CO2 1.1396立方米/立方米燃料气，2.7840kg/kg燃料H2O 2.1053立方米/立方米燃料气，2.1041kg/kg燃料 合计13.0404立方米/立方米燃料气，20.1894kg/kg燃料简单计算可查相关手册得到烟气量，已知条件为：燃料气的低热值、理论空气量和过

46、剩空气系数。,95,烟气热损失（排烟温度163）,简单计算可查相关手册得到烟气热损失占加热炉负荷的比例，已知条件为：排烟温度和过剩空气系数。排烟温度决定于烟气的露点腐蚀，和燃料气的组成密切相关。,96,燃料带入热（温度100）（在空气预热器空气和烟气换热到295）,97,加热炉的散热损失,加热炉的散热损失和加热炉的表面面积、表面温度、环境温度及风速等有关，160万吨/年的焦化炉表面积约为1600平方米，设计表面温度60，环境温度取20。散热损失=18*1600*（60-20）=115万千卡/时，0.03万千卡/公斤燃料。装置有标定数据时，可以按照实测数据计算。当没有相关数据时，散热损失可取加热

47、炉热负荷的24%。（燃料量：3838kg/h）加热炉附属设备能耗引风机和鼓风机的电极功率之和为300KW，相当25.79万千卡/时，0.0067万千卡/公斤燃料。,98,加热炉总输入热量总输入热量=燃料低发热值+燃料显热+空气显热+辅助设备输入热=11840.81+178.92+1477.29+67=13564.0千卡/公斤燃料 加热炉的热效率热效率=1.0-散热损失/总输入热量-烟气热损失/总输入热量=1.0-2.21%-5.82%=91.97%热效率=（4090.49*10000+1750.34*3838）/3838*13564.0=91.48%,加热炉总输入热量与热效率,99,5.2.1

48、.4 加热炉能量平衡图,100,5.2.2 焦炭塔能耗计算,5.2.2.1焦炭塔物料平衡图,101,5.2.2.2 正常操作物料及热量平衡(R=0.25),102,上表中:1 反应热为裂化反应和缩合反应的综合热，该热为消耗的能量。（经验值：4.56.0万千卡/吨原料）。2 热损失为：塔表面积*25*（100-20），该热为消耗的能量。3 急冷油为把塔内油气由440降到420所需要的中段回流油量。该热量被传到分馏塔回收。由上表可以判断，正常操作时焦炭塔消耗能量只有焦炭带走热、反应热和热损失，油气的热量均可带到分馏塔回收。反应热和原料性质、产品分布及生焦率有关，裂化反应多和缩合反应少，生焦率低，综

49、合反应热高。焦炭产率越高带走的热也越多。当原料性质和操作条件确定后，这两部分热量已确定，并不能控制。热损失主要和焦炭塔的保温有关，减少焦炭塔消耗的能量只有提高其保温效果，国内已有焦炭塔保温的专利技术。,103,5.2.2.3 冷焦操作焦炭塔物料及热量平衡,切换焦炭塔后，老的焦炭塔需要进行冷焦操作，冷焦过程一般是：小吹汽-大吹汽小给水大给水放水。最终把焦炭及塔体由440降到90。,104,大吹汽2.5小时（G=19000KG/H）,105,小给水2.0小时（G=28835KG/H）,106,小给水消耗冷焦水，汽化后去放空塔，同时冷却焦炭和塔体。大吹汽和小给水时焦炭塔产生的蒸汽及油气去放空塔，通过

50、放空塔顶空冷器及水冷器冷却回收污水和污油，空冷器和机泵消耗电能，冷却器消耗循环水。放空系统设10台空冷器，2台操作泵和两台水冷器，每天消耗电约为：16*10*4.5+70*4.5=1035KW.h，每天消耗水约为：500*4.5=2250吨。冷凝冷却负荷约为7680万千卡/天。,107,大给水4.0小时（G=400t/h）焦炭塔容积：2224立方米，焦炭体积：1380立方米，焦炭空隙体积：483立方米，塔满时水的体积：1327立方米，给水冷焦时中心向外的冷却速度为：2.4米/时，当水蔓过焦层时应侵泡2小时或塔满后溢流1小时。冷焦用水量计算如下。,108,109,水力除焦能耗计算3.5小时（G=