延迟焦化装置工艺及操作.doc

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1、延迟焦化装置工艺及操作培训目标（一） 精通延迟焦化生产操作，能组织、指挥装置生产；（二） 解决装置的生产技术难题；（三） 能对装置生产工况进行指导优化。1、概述1.1焦化生产工艺简介一九三0年，第一套工业化生产的延迟焦化装置投产以来，焦化技术发展很快。特别是一九三八年水力除焦技术在延迟焦化装置上应用后。焦化方法有釜式焦化、平炉焦化、延迟焦化（Delayed Coking）、接触焦化和流化焦化(Fluid Coking)等五种。其中延迟焦化，由于它的工艺技术简单、操作方便，装置的灵活性大，开工率高及开工周期长等优点，发展较快。世界上85%以上的焦化处理能力都属于延迟焦化类型，只有少数国家（如美国

2、）的部分炼油厂采用流化焦化。1.2延迟焦化生产概况延迟焦化装置生产过程主要由焦化分馏部分、加热炉部分、焦炭塔部分、吸收稳定部分、干气及液化气脱硫部分、冷切焦水部分、吹汽放空部分组成。1.3荆门分公司延迟焦化装置简介荆门分公司延迟焦化装置始建于一九七0年。由北京设计院设计，当年建成、当年投产。原设计处理能力40万吨/年，“一炉两塔”工艺；一九九六年由北京设计院和荆门石化总厂设计院对原装置进行扩能改造，处理能力提高到60万吨/年，“两炉四塔”工艺；一九九九年，由荆门石化总厂设计院设计了吸收脱硫系统，处理能力为4.8万吨/年，采用柴油单吸收流程；二00四年，仍由北京设计院和荆门石化总厂设计院共同对原

3、装置进行改造，处理能力提高到100万吨/年，“三炉六塔”工艺，装置改造后增加了吸收稳定系统、液化气脱硫系统。装置原料采用减压渣油掺兑20%比例的丙烷半沥青，还有部分催化装置油浆等。吸收稳定、脱硫部分设计处理能力11万吨/年。荆门分公司延迟焦化装置包括三炉六塔3个系列，焦化设计处理能力为100万吨/年，包括焦化、分馏、吸收稳定和干气液化气脱硫系统。荆门分公司延迟焦化装置于1970年投产，几经改造于2004年11月扩能到100万吨/年。3个系列焦化共用一个分馏塔及吸收稳定系统；其中I、II系列延迟焦化装置加热炉为单面辐射炉、焦炭塔采用无井架水力除焦系统，III系列延迟焦化加热炉为双面辐射、焦炭塔直

4、径为6800，采用有井架水力除焦系统。3个系列延迟焦化装置的主体设备情况见表11。该装置工艺流程为：原料渣油与热的脱油沥青混合后进加热炉对流段加热,再进分馏塔下部，换热后的重油和循环油从分馏塔底由辐射泵抽出送至加热炉辐射段，加热后进入焦炭塔。富气经过压缩机提压后进入吸收稳定、干气液化气脱硫系统进行吸收解吸分离和脱硫，干气作为制氢装置原料，酸性气送环保车间生产硫磺或硫酸。焦化反应是在高温条件下热破坏加工渣油的一种方法。其目的是为了得到石油焦、汽油、轻柴油、裂化馏分油和气体。焦化过程是一种分解和缩合的综合过程。原料油一般加热到350后开始热解，分子中最弱的链或链首先断裂，低分子产品以气相逸出，而液

5、相中的各自由基则反应成更稳定的芳烃或缩合成稠环芳烃，随着温度的升高反应加剧，而分子量大的缩合产物则继续脱氢缩合，最后成为焦炭。分解反应是吸热反应，而缩合反应是放热反应。当原料性质不同、操作条件及加工方法不同时，烃类在高温下的反应是不一样的。焦化反应的机理较为复杂，一般简单表示为：汽油柴油裂化馏分油 高分子烃类胶质沥青质炭青质焦炭 综合的大分子芳烃渣油热分解气体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

6、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。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。为了使焦化反应的原理在延迟焦化装置上得以应用，故使原料油通过加热炉时采用了高的油品流速和高的加热强度，使得油品在短时间内达到焦化反应所需要的温度，并迅速离开加热炉到焦炭塔进行分解和缩合反应。

7、由于把焦化的生焦反应过程推迟到焦炭塔中进行，故名“延迟焦化”。l 装置生产情况l 原料和产品该装置设计的原料为鲁宁管输原油的减压渣油和丙烷脱沥青装置脱油沥青的混合油，脱油沥青的掺炼比例为20%，其性质见表21，但实际加工过程中，脱油沥青的掺炼比例为12左右，其实际加工焦化原料性质见表22。脱油沥青的硫含量为1.85%、残炭26.34%均比减压渣油高的多，因此掺炼脱油沥青导致焦化原料劣质化。 延迟焦化的主要产品有富气、汽油、柴油、蜡油和焦炭，其主要产品性质见表23表26。由于焦化原料硫含量相对较低，其石油焦硫含量均小于2.0%，用于炼铝或生产电极；焦化汽油经过加氢处理后作为重整原料；焦化柴油十六

8、烷值指数为52，经过加氢后十六烷值在55以上，是很好的车用柴油调合组分；目前焦化蜡油的硫含量为0.5%,直接进催化裂化装置加工。表 11 焦化炉及焦化塔的基本情况表项目I系列II系列III系列加热炉型式单面辐射单面辐射双面辐射对流热负荷KW551555153940辐射热负荷KW105891058911830加热炉效率 %899090冷油流速 m/s1.211.281.38炉管表面热强度w/m2310803101832147辐射管长度 m121217.41辐射管材质Cr5MoCr5MoCr9Mo辐射段管程数222辐射管直径/ 厚度127/12102/8127/10辐射管总根数808052屏蔽管总

9、根数223每炉烧嘴台数162448烧嘴型式扁平焰瓦斯燃烧器DSFFR扁平焰瓦斯燃烧器DSFFR扁平焰瓦斯燃烧器DSFFR每程注水点数111辐射室火墙高度m1.51.55加热工艺介质的对流段炉管总根数484812加热工艺介质的对流段炉管总根数484812加热工艺介质的对流段炉管长度121218.36加热工艺介质的对流段炉管管程数111空气预热器型式热管式空气预热器热管式空气预热器热管式空气预热器焦炭塔直径 m5.45.46.8焦炭塔切线高度 m23.88423.88422.55焦炭塔材质20g+16Mn20g+16Mn15CrMoR焦炭塔衬里材质无无15CrMoR+0Cr13Al中子料位计个数0

10、00消泡剂注入位置顶部、底部顶部、底部顶部、底部消泡剂注入方式（连续/间歇；如为间歇式注入，则从何时注、何时结束）连续连续连续急冷油注入点塔顶塔顶塔顶焦炭塔保温型式外衬里保温外衬里保温外衬里保温焦炭塔保温厚度 mm120120120焦炭塔保温材质海泡石+岩棉海泡石+岩棉复合硅酸盐表2-1 设计焦化原料性质项目单位渣油脱油沥青混合原料密度20g/cm30.96770.95610.9654粘度50mm2/s80mm2/s100mm2/s284.014176.82250含硫量w%1.202.051.37氮含量PPM477452304865残炭w%13.622.4115.36C/H%85.3/11.4

11、86/10.685.4/11.24凝固点365145饱和烃w%20.93芳烃w%41.63胶质沥青质w%415437.44重金属含量：NiPpm31VPpm4.0NaPpm10.3CaPpm流程 0C初馏点3954063982%4894684855000C含量%3.55.03.8表2-2 设计焦化原料性质项目单位渣油脱油沥青混合原料密度(20)g/cm30.9691 1.0170.98167粘度100mm2/s457.36152 513.82含硫量w%1.271.851.58残炭w%12.8426.3415.74表23 汽油性质项目焦化汽油循环比0.24比重（20），g/cm30.725收率，

12、 m%15.07硫含量，mg/kg3622氮含量，mg/kg764腐蚀（铜片50 3h），级2c辛烷值（MON）65酸度，mgKOH/100ml0.32实际胶质，mg/100ml2.3诱导期，min56溴价，gBr/100g102馏程，初馏点345%4810%5930%8950%11870%14190%15895%168EP178表24 柴油性质项目焦化柴油收率， m%42.19密度（20）， g/cm3839.1运动粘度，mm2/s 204.98501.02闪点（闭口），57硫含量，mg/kg4120氮含量，mg/kg1953碱性氮含量，mg/kg1024腐蚀（铜片50 3h），级3a凝点，

13、-3酸度，mgKOH/100ml8.52实际胶质mg/100ml5.76苯胺点，4510%残炭，m%0.3溴价，gBr/100g173.5柴油汽油馏分的重叠度 %25十六烷指数52恩氏蒸馏，IP1675%18310%21630%24850%28170%31290%34395%357EP364表25 蜡油性质项目焦化蜡油循环比0.24收率， m%15.08密度（20），g/cm3901.6运动粘度，mm2/s805.431003.96蜡油、柴油馏分重叠度 %30硫含量，m%0.513氮含量，m%2013碱性氮含量，mg/kg1853凝点，+36酸值，mgKOH/100ml21残炭，m%0.45灰

14、分，m%0.11组成，m%胶质7.13沥青质0.65饱和烃65.43芳烃23.15金属含量，mg/kgNi0.22V0.1Na0.24Al0.15Fe0.32Cu0.1Ca0.1恩氏蒸馏，IP2315%30510%35430%38150%40370%41290%43995%459EP489表26 石油焦性质循环比0.24石油焦的产品牌号2A焦炭中焦粉含量90.2真密度(生焦)，g/cm32.21挥发份，m%9.66硫含量，m%1.27灰分，m%0.09金属含量, mg/kgNi/V/Na/Fe/Cu/Ca/表27 焦化装置物料平衡收率t/h104t/a设计实际设计实际设计实际入方渣油原料808

15、91001208096.0其它原料201125202016.0出方干气4.54.305.6256.064.54.85液化石油气32.163.753.043.02.44稳定汽油1113.4913.7519.0311.015.22柴油3738.0846.2553.7337.042.99蜡油1815.6522.522.0818.017.67焦碳2625.7732.536.3626.029.09污油00.2600.3700.30损失0.50.300.6250.4250.500.34合计100100125141.0100112表28 主要操作条件设备名称项目单位设计实际循环比0.40.22生焦周期h24

16、24焦碳塔塔顶温度418418塔顶压力Mpa(a)0.20.2进料温度480480充油高度m12.512.5加热炉对流室入口温度210216.9对流室出口温度320326.8辐射室入口温度360363.5辐射室出口温度490494.1排烟温度200168.5焦化分馏塔塔顶温度110105.5塔顶压力MPa(a)0.120.11进料温度410408塔底温度370363接触冷却塔C-3塔顶温度110108塔顶压力MPa(a)0.100.11塔底温度130128吸收塔C-201塔顶温度4535塔顶压力MPa(a)1.21.1进料温度4545塔底温度4039解吸塔C-202塔顶温度8085塔顶压力MP

17、a(a)1.31.1进料温度5048塔底温度105125再吸收塔C-204塔顶温度3535塔顶压力MPa(a)1.00.999塔底温度6555稳定塔C-203塔顶温度5035塔顶压力MPa(a)1.21.28进料温度150159塔底温度190178表29 装置能耗序号项 目单位耗量单位能耗 kg标油/t原料单位数据设计实际设计实际1燃料气kg/t30.2421.3530.2421.352电kw.h/t17.4519.275.235.7831.0MPa蒸汽t/t-0.043-0.047-3.03-3.5743.5MPa蒸汽t/t00005循环水t/t2.6413.570.261.366新鲜水t/

18、t0.0080.340.0010.067净化水t/t00008软化水t/t0.1320.130.300.309除氧水t/t000010净化空气nm3/t1.924.030011热出料0000合计26.8825.2826.8825.281.4焦化反应机理烃类在热量的作用下主要发生两类反应：一类是裂解反应，它是吸热反应；另一类是缩合反应，它是放热反应。裂解反应产生较小的分子，而缩合反应生成较大的分子。烃类的热反应是一种复杂的平行顺序反应。这些反应不会停留在某一阶段，而是继续不断地进行下去。随着反应时间的延长，一方面由于裂解反应，生成分子越来越小、沸点越来越高的烃类（气体烃）；另一方面由于综合反应生

19、成分子越来越大的稠环芳香烃。高度缩合的结果产生胶质、沥青质，最后生成碳氢比很高的焦炭。渣油热反应的特点： 中间馏分 汽油 裂化气原料油 残油 焦炭l 渣油热反应比单体烃更明显地表现出平行-顺序反应的特点；l 渣油热反应时容易生焦；由于渣油自身含有较多的胶质和沥青外，还因为不同族的烃类之间的相互作用促进了生焦反应。焦炭的生成可以描述如下：芳香烃 烷烃 烯烃 缩合产物 胶质、沥青质 炭青质（焦炭）l 渣油在热过程中的相分离问题。减压渣油是一种胶体分散体系，其分散相是以沥青质为核心并吸附以胶质形成的胶束。在受热之前渣油胶体体系是比较稳定的。在热转化过程中，由于体系的化学组成发生变化，当反应进行到一定

20、深度后，渣油的胶体性质会受到破坏。由于缩合反应，渣中作为分散相的沥青质的含量逐渐增多，同时，作为胶溶组分的胶质含量则逐渐减少。这些变化都导致分散相和分散介质之间的相容性变差。这种趋势发展到一定程度后，就会导致沥青质不能全部在体系中稳定地胶溶，而发生部分沥青质聚集，在渣油中出现了第二相（液相），第二相中的沥青质含量很高，促进了缩合生焦反应。2、延迟焦化工艺原理与流程焦化过程是以渣油为原料、在高温（500550）下进行深度热裂化的一种热加工过程。焦化过程的反应产物有气体、汽油、柴油、蜡油（重馏分油）和焦炭。焦化过程的主要优点是可以加工残炭值及重金属含量很高的各种劣质渣油，而且过程比较简单、投资和操

21、作费用较低。主要缺点是焦炭产率高及液体产物的质量差。延迟焦化的工艺流程有不同的类型，就生产规模而言，有一炉两塔、两炉两塔、两炉四塔、三炉六塔流程等。l 基本工艺流程原料油经过换热后，进入加热炉的对流室加热，进入分馏塔下部，与来自焦炭塔顶部的高温油气换热，一方面把原料油中的轻质油蒸发出来，同时又加热了原料。原料油和循环油一起从分馏塔底抽出，用辐射进料泵送进加热炉辐射室炉管，快速升温到500，通过四通阀进入焦炭塔底部。热渣油在焦炭塔内进行裂解、缩合等反应，最后生成焦炭。焦炭聚结在焦炭塔内，而反应生成的油气自焦炭塔顶逸出，进入分馏塔，与原料油换热后，经过分馏得到气体、汽油、柴油、蜡油和循环油。焦化富

22、气经过压缩机升压后进入吸收稳定系统用汽油和柴油进行吸收、解吸、稳定，分离出焦化干气和液态烃，干气和液态烃经过脱硫后送出装置。一、主要缺点：1、 分馏塔底易结焦；2、 循环比调节不直观；3、 低温位余热难以利用。（对流和辐射室串联流程）二、主要缺点：1、 循环比调节不方便；2、 难以实现超低循环比。图-1图-2图-3 分馏塔改造为可灵活调节循环流程方案三、主要优点：1、 解决了分馏塔底温度对换后终温的制约；2、 循环比调节灵活，可实现“0”循环比操作；3、 辐射泵运行平稳。油气11114235678焦炭塔11：分馏塔 2：原料罐 3：对流出口缓冲罐 4：加热炉5：塔底循环泵 6：重蜡油泵 7：原

23、料泵 8：辐射泵图-3 特点是：出加热炉对流室渣油不进分馏塔，不和焦炭塔高温油气直接换热，塔底结焦影响辐射泵上量的问题可以解决；通过重蜡油进入对流出口缓冲罐的量可以灵活调节装置循环比的大小，可以最大限度地提高装置处理量。缺点是：重蜡油的出路问题。4、Foster Wheeler 选择收率的延迟焦化工艺（SYDECTM）SYDECTM装置以超低循环比或零循环比操作以便提高液体收率，在超低循环比操作时，在分馏塔底使用一个喷淋洗涤室替代分馏塔盘或填料避免塔盘结焦。在零循环比操作时，即使急冷产生的液体也收集作为重焦化蜡油，这些液体不会作为循环油返回加热炉（见图1）。两种操作方式的产品分布及重焦化蜡油性

24、质比较见表3（焦炭塔顶压力103kPa）, 零循环比操作焦炭收率降低了1.3w%，重质焦化蜡油收率增加了3.81%。重焦化蜡油的质量下降了，比重、残炭、C7不溶物、金属含量和馏程均有增加。增加部分的重焦化蜡油残炭是13.7 w%， oAPI为4.35，可见循环少量的重焦化蜡油可以明显改善重焦化蜡油的质量，特别是重焦化蜡油进加氢裂化时，炼厂应根据焦化蜡油质量决定采用那一种操作方式。图1 Foster Wheeler零循环操作示意图图1 Foster Wheeler超低循环比的焦化分馏塔表 超低循环比和零循环比焦化产品收率及重蜡油性质对比超低循环比零循环比产品分布干气， %(FOE)5.805.7

25、8C3/C4， %7.277.07石脑油， %13.3412.41柴油， %32.5230.48蜡油， %24.0227.83石油焦， w%32.7331.43蜡油性质重度， oAPI12.7811.55密度(20oC)，g/cm30.98440.9928硫， w %2.582.55氮， g/g53035078残炭， w%0.532.43C7不溶物， g/g4322000Ni+V, g/g1.03.8T10, oC387390T50, oC462478干点， oC5786164、 延迟焦化的原料和反应条件 延迟焦化装置可以处理多种原料，如原油、减压渣油、沥青等含硫量较高及残炭值高达50%的残渣

26、原料，以至芳香烃很高的、难裂化的催化裂化澄清油和裂解渣油等。焦炭产率两种估算方法： 麦克勒法W%=1.75原料残炭值 马丁法W%=2+1.6原料残炭值焦化热转化反应产品分布和四组分的含量有密切的关系，通常把渣油分为四组分：饱和烃、芳烃、胶质和沥青质。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，生焦率较高，轻油收率较低，通常焦化新鲜原料中沥青质含量4%。产品分布和渣油中的残炭的大概关系为: 气体,% =7.8 + 0.144残炭值 汽油,% =11.29 + 0.343残炭值 焦炭,% =1.6残炭值 柴油+蜡油,% =100-气体

27、%-汽油%-焦炭% l 原料性质对选择适宜的单程裂化深度和循环比有重要影响。 对于较重的、易结焦的原料，由于单程裂化深度受到限制，就要采用较大的循环比。原料性质还与加热炉炉管内结焦的情况有关。性质不同的原料油具有不同的最容易结焦的温度范围，此范围称为临界分解温度范围。原料油的UOP K值越大（特性因素），则临界分温度范围的起始温度越低。在加热炉加热时，原料油应以高速通过处于临界分解温度范围的炉管段，缩短在此温度范围内的停留时间，从而抑制结焦反应。循环比是反应产物在分馏塔分出的塔底循环油与新鲜原料油的流量之比。常规的焦化装置循环油是指由焦炭塔出来的瓦斯中的高沸点成分，它富含金属，残碳和C7不溶物

28、，很难进一步加工，循环油经过回炼后，可以得到更多的轻质产品和少量的焦炭。延迟焦化循环比的定义有二种：（1）循环比循环油量/新鲜原料油量。（2）联合循环比（CFR）=（新鲜原料油量+循环油量）/新鲜原料油量=（1+循环比）。（3）通量循环比（TPR），和联合循环比（CFR）相同。循环比是对装置处理能力、产品性质及其分布都有影响的重要操作参数。延迟焦化工艺总的趋向是降低循环比。但目前在中国的某些炼厂，由于总流程限制，需要增大循环比。这可使焦化汽、柴油收率增加，焦化蜡油收率减少，焦炭和焦化气体的收率增加。除此之外，下述场合，也需要增加循环比：（1）减少焦化蜡油（HCGO）产量。当炼厂下游装置的能力较

29、小不可能全部处理掉焦化蜡油或者其售价较低时，可提高焦化循环比，将HCGO多转化一些，这样，焦炭收率增加，瓦斯，裂解石脑油和中间馏分也会增加。（2）改善焦炭质量。如生产针焦和很高质量的电极焦时需要采用高循环比。（3）保护下游较老或超负荷的加氢精制（或加氢裂化装置）。由于一些较老的或超负荷的加氢精制（或加氢裂化装置）不能加工高残碳（CCR）的进料，而超低循环比方案，焦化蜡油残碳CCR高达0.65-0.8%。（4）避免弹丸焦（Shot-coke）生成。在一些以高沥青质渣油为原料油较老的焦化装置，常采用中等偏高的循环比来避免发生弹丸焦事件。同时，可在进料中调入一部分催化裂化澄清油有助于减少弹丸焦的生成

30、。（5）减少加热炉结焦。对一些燃烧工况不好的加热炉，可用循环比来调整炉管的结焦速度，延长开工周期。循环比降低后，焦化加热炉辐射段进料性质将发生变化，表现为密度增加，CCR增加，沥青质增加，更接近焦化新鲜原料的性质。表32是沙轻碱渣（535）在循环比降低后加热炉辐射段进料性质的变化情况。这样，在同样的炉管平均热强度和管壁温度条件下，炉管内结焦的可能性增加，结焦速率也将迅速上升。表32 循环比降低后对蜡油和加热炉辐射段进料性质影响项目名称循 环 比0.00.10.20.4产品收率,m%富气7.938.228.539.01汽油12.6013.8614.3115.70柴油24.0824.3125.67

31、27.51蜡油28.3426.5522.5317.68焦炭26.5027.0628.9630.10蜡油性质密度,d20 g/cm30.96120.95950.95930.9571粘度,V100 mm2/s5.974.9074.9033.358康氏残炭, m%1.901.280.860.78干点, 510484479465炉进料性质密度,d20 g/cm31.00000.99940.9963粘度,V100 mm2/s273.6191.582.39康氏残炭,m%17.115.613.4沥青质, m%5.705.304.10循环比降低后，可以降低焦炭产率降。表3-3为在低压，超低循环比的条件下，焦化

32、蜡油产率和质量的对比。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。大循环比对蜡油和炉进料油影响项目名称循 环 比0.30.60.40.9产品收率m% 原料A原料B富气8.639.587.519.43汽油13.4415.7613.2316.67柴油34.1639.5235.2843.26蜡油16.086.7919.083.82焦炭27.6928.8524.926.82蜡油性质密度d20 g/cm30.97530.95281.0280.9705粘度V100 mm2/s8

33、.454.076.805.85康残 m%1.760.380.60.4干点 500480490465炉进料性质密度d20 g/cm30.9983 0.99950.990粘度V100 mm2/s140.5 122.237.85康残 m%13.8 10.77.72沥青质 m%7.2 3.72.60由上表可见，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。l 国外的馏份油循环焦化原料用轻烃稀释，轻烃可用汽油，柴油或蜡油等，称为馏分油循环，馏分油循环可以提高产品的选择性。当要求提高汽柴油中汽油的比例时，除了采用大循环比操作条件外，还可进行选择性馏份油循环，稀释轻烃比例提高，则气体、汽

34、油、柴油收率均增加，而蜡油收率明显下降，总液收略有下降。l 加热炉出口温度加热炉出口温度是延迟焦化装置的重要的操作指标，他的变化直接影响到炉管内和焦炭塔内的反应深度，从而影响到焦化产物的产率和性质。对于同一种原料，加热炉出口温度升高，反应速度和反应深度增大，气体、汽油和柴油的产率增大，而蜡油的产率减小。焦炭中的挥发分由于加热炉出口温度升高而降低，因此使焦炭的产率有所减小。 提高炉出口温度，可以使泡沫层在高温下充分反应和生成焦炭，从而降低泡沫层的高度。（泡沫层本身是反应不彻底的产物，泡沫层除了与原料起泡性能有关外，还与炉出口温度直接有关） 炉出口温度的提高受到加热炉热负荷的限制，同时，提高加热炉

35、出口温度会使炉管内结焦速度加快及造成炉管局部过热而发生变形，缩短了装置的开工周期。因此，必须选择合适的加热炉出口温度。对于容易发生裂化和缩合反应的重质原料和残碳值较高的原料，加热炉出口温度可以低一些。炉出口温度过高，促进弹丸焦生成；生成硬质石油焦，造成除焦困难。一般情况下是根据原料性质确定最佳的操作温度，通常焦化炉出口温度为495505，为防止炉管结焦，芳烃含量和沥青质含量的比值较大时宜采用较低的炉出口温度，反之，宜采用较高的炉出口温度。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：l 系统压力系统压力直接影响到焦炭塔的操作压力。焦炭塔的压力下降使油品易于蒸发，也缩短了气相油品在塔

36、内的停留时间，从而降低了反应深度。一般来说，压力降低会使蜡油产率增大而使柴油产率降低。为了取得较高的蜡油产率则应采用较低的压力。操作压力对焦化蜡油收率和质量影响名 称0.172MPa/循环比0.050.103MPa/循环比0.25变化收率 m%25.735.2增加干点 493571提高密度 d200.9430.9632变重康残 m%0.350.81.0增加Ni+V mg/g0.51.0增加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。总结如下：炉出口温度增加56，瓦斯油收率增加1.01.2。温度提高，则气体、

37、汽油、轻柴油和石油焦收率增加，重柴油收率下降。循环比降低到0.050.15，可较大提高液收，但务必注意加热炉管结焦和分馏塔蒸发段超温问题。馏份油循环，液收可增加2.02.5m，焦炭收率下降2.53.5m，并和缓和炉管结焦。缩短焦化循环周期，提高焦化处理能力。但焦化周期从24小时缩短到18小时，焦炭塔寿命损失25，而且焦炭VCM会增加约1.0m。焦炭塔压力每降低0.05Mpa，液体收率增加1.3%，焦炭收率下降1%。对于生产燃料焦的焦化装置，为了取得最大的馏份油收率，应采取低压操作。l 石油焦（Delayed Coke）石油焦是延迟焦化装置的产品。石油焦通常有三种分类方法：1. 按加工方法不同，

38、可分为生焦和熟焦。生焦：由延迟焦化装置的焦炭塔得到，含有较多的挥发分，强度较差；熟焦：是生焦经过高温煅烧（1300）处理除去水分和挥发分而得，以称煅烧焦。2. 按硫含量的高低，可分为高硫焦（S4%）、中硫焦（S：2%4%）和低硫焦（S2%）。3. 按其显微结构形态的不同，可分为海绵状焦、蜂窝状焦和针状焦。海绵状焦：无定形焦，是由高胶质-沥青质的原料生成的石油焦。主要作为普通燃料。蜂窝状焦：是由低可中等胶质-沥青质含量的原料生成的石油焦。最大的用途是经过煅烧和石墨化后生产电极。针状焦：是由含芳香烃多的裂解渣油或催化裂化澄清油作原料生成的石油焦。针状焦是一种具有极高经济价值的材料，可用于制造炼铝和

39、炼钢的低电阻电极、原子反应堆的减速剂和宇宙飞行设备中的高级石墨制品等。欲生产针状焦，首先要选择合适的原料。芳香烃含量高而胶质、沥青质含量低，并且含硫量低的重质油是生产针状焦的良好原料。在以生产针状焦为主要目的时，应采用大循环比和延长生焦时间，并且采用变温操作，使之有利于中间相小球体的长大和转化。石油焦产品标准：指标一级品1A1B2A2B3A3BS%0.50.50.811.523挥发%分12121414171820灰分%0.30.30.50.50.50.81.2水分%3333333真密度2.082.13报告/粉焦量%（块粒8mm以下）25报告/Si%0.08/V%0.015/Fe%0.08/l 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