高桥焦化加热炉改造论文.doc

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1、提高加热炉处理能力 延长焦化装置开工周期中石化股份有限公司上海高桥分公司炼油厂延迟焦化车间 傅怀宇二年九月提高加热炉处理能力 延长焦化装置开工周期前言延迟焦化装置是将重质油品在管式加热炉中加热，采用高流速及高热强度，使油品在加热炉中短时间内达到焦化反应所需的温度后迅速离开加热炉，进入焦炭塔，从而使焦化反应不在加热炉内进行，而延迟到焦炭塔内去进行的重油轻质化装置。由于延迟焦化装置的原料油为重质渣油，比重大、粘度高、临界反应温度低、在加热过程中易结焦，但又必须在加热炉内把原料油加热到焦化反应所需的温度。在加热过程中，加热炉辐射炉管结焦不可避免。为了减缓加热炉辐射炉管结焦速率，使延迟焦化装置有一合理

2、的开工周期，我国采取的技术措施是： 在辐射进料中加入一部分循环油，提高原料油临界温度； 向辐射炉管注软化水，提高原料油的流速。在加热炉热负荷和炉管规格一定的条件下，循环比越大，加热炉的处理能力越小；循环比每增加0.1，焦化装置的液体产品收率就降低1.7%。由于水的汽化潜热大，辐射炉管注水量占原料油处理量的百分比每增加1%，延迟焦化装置单位处理量的能耗就要增加42MJ/t，同时焦化汽油的辛烷值和稳定性随着辐射炉管注水量的增加而下降。由此可知：辐射进料中加循环油和辐射炉管注水对延迟焦化装置的处理能力、能耗、液体产品收率和产品的质量都有着不良的影响。为使我延迟焦化装置加热炉在低循环比和低注水量条件下

3、有一个经济的运行周期，1999年5月我们采用了洛阳石油化工工程公司的具有我国特点的“减缓辐射炉管结焦速率，延长焦化炉开工周期的技术”。一、技术改造具体内容：我装置建于1995年，1996年3月投产，装置设计加工能力50万吨/年，一炉两塔，加热炉渣油处理能力为50万吨/年。随着全厂原油加工量不断增加，装置处理量已不能满足全厂物料平衡，所以提高处理量势在必行，而提高装置处理量的关键在提高加热炉的处理量，这是装置扩量“瓶颈”所在。我们经过到石家庄炼油厂等地充分调研，决定采用此项新技术，并由洛阳石化工程公司设备研究所承担技术改进设计工作，在总体结构不变、炉管数量和传热面积不变的条件约束下，要达到提高处

4、理量、提高热效率的双重目的。我装置改造前加热炉存在的问题： 全炉热效率较低，仅为79%； 热管空气预热器中热管腐蚀严重，腐蚀残留物和积灰沉积在翅片管的翅片中，传热功能基本消失； 燃烧器外壳过热，约达90； 辐射室衬里整体老化，炉体漏风严重。技术改造主要内容： 加热炉辐射进料流程由“上进下出”改作“下进中出”； 用洛阳石化工程公司设计的ERI-1型加热炉专用燃烧器取代原来的燃烧器； 辐射炉管注水方式由“单点一级”注水改为“双点二级”注水（因时间紧张，本项改造内容未实施，但已在注水管线上设置了预留口，目前注水仍由辐射进料总管注入，注入量100%）； 把空气预热器改为钢萘热管（低温部）与钢水热管（高

5、温部）组合式换热器，原来的384根热管更换了其中的128根，并对保留的热管清灰。 辐射室衬里整体用陶纤喷涂。技术改造预定的技术指标： 加热炉单炉处理量由50104吨/年提高到60104吨/年； 加热炉热效率由79%提高到85%。设计工作于2000年4月底完成，5月29日完成安装，5月30日一次开车成功。二、“减缓辐射炉管结焦速率，延长焦化炉开工周期”技术原理：在低循环比和辐射炉管低注水量条件下，使得延迟焦化装置加热炉有一个理想的正常开工周期，是全世界延迟焦化装置需要解决的技术难题。为延长焦化炉开工周期，国内采用的技术措施是：加大循环比和注水量。美国、日本等技术发达的国家采用的技术措施是：提高辐

6、射进料压力和炉管材质等级，采用小管径辐射炉管，提高油品的流速，投资大，操作要求高。我装置通过辐射进料流程和燃烧系统的优化，不但实现了焦化炉在低循环比和低注水量条件下长周期运行，而且使焦化炉整体技术水平提高了一个台阶。渣油热转化过程及转化反应机理：焦化原料油是以碳、氢为主要元素的大分子烃类（饱和烃、芳烃、胶质、沥青质）的混合物。在热转化过程中，发生的二种主要化学反应是：_ 大分子转化成小分子的吸热反应，称作断裂或裂化；_ 小分子转化成大分子的放热反应，称作缩合或聚合。这两种反应是同时发生的，热转化反应动力学方程为：lnK=E/RT上式中：K反应速度常数；T反应温度KO；R气体常数；b常数；E活化

7、能（KJ/mol），使化学反应得以进行的分子具有的最低能量，其值的大小反映出反应进行的难易程度和温度对反应速度影响的大小。渣油发生裂化反应的活化能约为167 KJ /mol；发生缩合反应的活化能约为209 KJ /mol；发生缩合反应所需的温度比发生裂化反应所需温度高。温度升高到370左右时，渣油开始发生裂化反应，由大分子烃变为小分子烃，长侧链断裂成短侧链，产生气体、汽油和中间馏分。同时，缩合反应随裂化反应深度的增加和温度的升高而加快，带侧链的芳烃和多环芳烃发生分子间的缩合，生成沥青质。当渣油温度升高到临界反应温度区的下限时，沥青质中的稠环化合物的分子在热力作用下，靠分子极性产生的吸引力相互吸

8、引而平移得以接近，达到稳定的层堆叠合，形成更大的分子。当这种大分子中的碳原子数达到100个，分子量达到1500左右时，便在渣油中形成一种与母体有明显界面的的液晶；它既有各向异性的固体牲，以有能流动、悬浮时呈球状的液体特性，被称作中间相小球体。最初，中间相小球体的球径只有百分之几微米，靠吸收母液中的稠环芳烃分子长大，当长大到表面张力不能维持有最小表面积时，开始相互融并和有序的排列，形成中间相体（称作第二相）。随着渣油温度的升高和缩合反应深度的增加，中间相体内部的粘度也随之增大，当中间相体内部粘度达到不受外力的影响时，中间相体的形状就固定了，成为初级缩合产物（称作碳质沥青质）。初级缩合产物进一步缩

9、合成焦炭。渣油热转化反应历程可归纳为如图所示：断侧链断侧链裂化产物饱和烃沥青质芳烃胶质断裂断侧链断裂缩合断侧链脱氢缩合小球体出生小球体长大小球体融并碳质沥青质中间相体石油焦缩合图渣油热转化反应历程示意图渣油热转化反应是一种复杂的裂化反应和缩合反应相平行的顺序反应。当渣油达到反应温度时，裂化反应速度大于缩合反应速度，反应产物基本上为裂化产物；此时，裂化反应在渣油热转化反应中占主要地位，缩合反应在渣油转化反应中占次要地位。由于缩合反应速度随着温度的升高而增加的速率大于裂化反应速度随温度升高而增加的速率，当渣油温度达到临界反应温度区的下限时，裂化反应在渣油热转化反应中由主要地位转变为次要地位，缩合反

10、应在渣油热转化反应中由次要地位转变为主要地位。在反应条件下渣油热转化反应继续不断的进行下去，直至成为石油焦。渣油热转化过程是一个复杂的相变过程，中间相体的形成和出现是相变过程的初级阶段，碳质沥青质的形成是相变过程的中级阶段，石油焦的形成是相变过程的高级阶段。沥青质是渣油热转化时体系中生焦的根源，沥青质缩合为碳质沥青质的缩合反应速度受反应本身所控制，随着温度的升高，反应速度加快，反应产物也随温度升高而增加。碳质沥青质发生碳化反应生成石油焦的反应受碳质沥青质从母体中分离出来的过程所控制。渣油的温度和升温速率对碳质沥青质缩合成石油焦反应速度无影响。渣油在焦化炉辐射室各加热阶段划分渣油以370左右的温

11、度进入辐射室，渣油中的饱和烃首先发生裂化反应，大分子烃裂化成小分子烃，长键断裂成短键，产生气体、汽油和中间馏分。在饱和烃发生裂化反应的同时，伴随有芳烃的缩合反应，但反应速度很慢，形成的缩合产物很少。随着温度的升高和裂化反应深度的增加，缩合反应速度迅猛增加，当渣油温度升高到临界反应区下限时，缩合反应速度大于裂化反应速度，缩合反应在渣油热转化反应中由次要地位转变为主要地位，裂化反应由由主要地位转变为次要地位。在渣油由370升高到临界反应区温度下限这一加热阶段中，裂化反应在渣油热转化反应中占主要地位，缩合反应占次要地位；这一加热升温阶段称作裂化阶段。在渣油的温度由临界反应下限升高到临界反应区上限这一

12、加热阶段中，缩合反应速度大于裂化反应速度，渣油热转化反应主要是芳烃、胶质和沥青质的缩合反应，反应生成物基本上都为缩合产物。缩合反应在渣油热转化反应中占主要地位，裂化反应占次要地位，这一加热阶段称作缩合阶段。当渣油温度升高到生产工艺规定的温度时，迅速离开辐射室进入焦炭塔。由于裂化产物迅速气化并逸出母体，使得初级缩合反应产物在母体中的浓度迅速达到最低浓度极限，发生进一步缩合反应生成焦炭。为了保证裂化产物的气化速度和初级缩合反应产物的碳化反应速度及反应深度，焦炭塔内的温度需控制在渣油临界反应温度区的上限。由于裂化产物迅速气化形成油气并离开焦炭塔（裂化产物气化形成油气化形成油气要吸收大量的热量，油气离

13、开焦炭塔又带走一部分热量）及焦炭塔外壁散热，会使焦炭塔内的温度迅速降低。为了保证焦炭塔内温度维持在工艺规定的温度，渣油出辐射室的温度控制在495505，目的是渣油由焦化炉辐射室带入焦炭塔的热量除了满足初级缩合反应产物碳化反应用热外，还要有一部分多余的热量用来弥补油气离开焦炭塔和塔壁散热造成的热量损失。渣油温度由临界反应温度上限加热升高到工艺规定的出炉温度，这一加热阶段称作过热阶段。渣油由370左右的温度进辐射室到被加热到500出辐射室，经历了裂化、缩合、过热三个加热升温阶段。在加热升温过程中完成了相变化过程中的初级阶段和中级阶段；相变化过程中的高级阶段碳质沥青质生成石油焦的碳化反应是在焦炭塔内

14、完成的。各个阶段对传热的要求1裂化阶段：由于渣油在三个加热阶段发生的反应不同，对热量的需求量不同，所以三个加热阶段对传热有着截然不同的要求。在裂化阶段，热转化反应主要是饱和烃的裂化反应，大分子裂化成小分子，长链断裂成短链，形成裂化产物。由于裂化产物能够部分溶解沥青质，使得渣油的粘度降低。所以在裂化阶段，渣油的粘度随着温度升高而降低，渣油的流动性随着温度升高而变好。同时渣油的温度相对较低，芳烃缩合反应速度较低，胶质和沥青质在渣油中的浓度基本上没有发生变化。所以，在裂化阶段炉管不具备结焦的条件。在裂化阶段，炉管外烟气传热速率的的大小对于渣油升温速率和完成裂化反应时间长短有着直接的影响，提高炉管外烟

15、气传热速率，可以缩短该阶段的加热升温时间，为缩短渣油在辐射室加热时间创造条件。此外，由于裂化反应是一种吸热反应，在温升速率相同条件下，裂化反应阶段对热量的需求量比缩合反应段（临界反应段）和过热段对热量的需求量要大，要使渣油有一个较高的升温速率，就必须使渣油和烟气有一个较高的传热温差。由此可知，裂化阶段对炉管外烟气传热的要求是：大温差，高速率。根据这一传热要求，应该把裂化加热段设置在焦化炉辐射室内的高温区。2缩合阶段：在缩合阶段内，随着温度升高，反应深度的增加，渣油的粘度逐渐增大，流动性逐渐变差。同时，沥青质在缩合成碳质沥青质的过程中，首先生成一种既似液相又似固相、形状似小球的物质（中间相小球体

16、）。这种物质对炉管壁附着性极强，在流动过程中极容易附着在炉管内壁上进一步发生缩合反应生成焦炭。再加上渣油在此阶段气化率较低（大约为10%），流速低，故此，该阶段是辐射炉管结焦的发生区域。影响辐射炉管结焦速率的主要因素是炉管的表面热强度，传热速率越高，炉管表面热强度就越高，辐射炉管结焦速率也越高。在缩合阶段实行低传热速率，可以减缓辐射炉管结焦速率。碳质沥青质的转化率和结构决定着焦炭的收率和质量，碳质沥青质的转化率和结构主要取决于渣油的物性；但是，在渣油物性相同的条件下，缩合阶段的升温速率高低对碳质沥青质的转化率和结构也有着直接影响；缩合阶段升温速率越高，碳质沥青质转化率越高，碳质沥青质的碳纤维的

17、长度越短，焦炭的收率高、质量差；缩合加热段升温速率越低，碳质沥青质转化率就越低，碳质沥青质的碳纤维的长度就越长，焦炭的收率低、质量高。其原因是：渣油在缩合加热段的升温速率不同，中间相小球体的出生、长大、融并的条件就不同，堆叠成的中间相体的结构和外形就不同。渣油升温速率高，缩合反应速度快，在极短的时间内生成大量的小球体，这些小球体来不及长大、融并、有序排列、形成中间相体就定形固化了，因此碳质沥青质的转化率高、颗粒小。渣油升温速率低，缩合反应速度慢，小球体有时间长大、融并和有序排列，碳质沥青质为长纤维结构，其转化率也小。渣油在缩合阶段实行缓慢升温，延长该阶段的反应时间，既可以降低焦炭产量，以可以提

18、高焦炭的质量。综上所述可知：渣油在缩合阶段实现缓慢升温，延长该阶段的反应时间，既可降低焦炭产量，提高焦炭的质量，又可减缓辐射室炉管结焦速率，延长焦化炉开工周期。正是基于这一原因，渣油在缩合段对传热的要求是：低温差、低传热速率。要实现这一传热要求，应该把缩合加热阶段设置在焦化炉辐射室的低温区。3过热阶段：由于碳质沥青质发生碳化反应生成石油焦的反应受碳质沥青质从母体中分离出来的过程所控制，碳质沥青质能否从母液中分离出来与其一母液中的浓度和流动状态有关；与母液的升温速率和温度无关。所以，在过热阶段，渣油的升温速率的高低对碳质沥青质是否能够发生进一步缩合反应生成石油焦无影响。由于循环油的加入，使得碳质

19、沥青质在母液中的浓度小于最低浓度极限，再加上渣油在过热段的气化率已达40%左右，油品流速较高，所以碳质沥青质在过热段不具备发生进一步缩合反应生成焦炭的条件。但是，由于渣油温度的升高，会使一部分裂化产物在过热段发生二次裂化，导致液体产品收率下降、焦化瓦斯产量上升。为了获得较高的液体产品收率，必须在较短的时间内把渣油加热升温到工艺规定的温度。基于上述原因，过加热阶段对传热的要求是：大温差、高传热速率。由于渣油在过热段的温度最高，要实现大温差、高传热速率的要求，必须把过热段设置在焦化炉辐射室温度最高的区域。综上所述可知，渣油在裂化阶段和过热阶段对传热的要求是：大温差、高传热速率；渣油在缩合阶段对传热

20、的要求是：小温差、低传热速率，简称为“二高一低”。实现渣油在焦化炉辐射室三个加热炉阶段对传热的“二高一低”要求，不但可以减缓辐射炉管结焦速率，延长开工周期，提高处理能力，且对于降低焦炭产量，提高焦炭质量也是十分有益的。加热炉燃烧系统的优化和ERT-1型燃烧器：经洛阳石化工程研究所研究，综合焦化炉燃烧器数量、热负荷和火焰高度对于辐射室横向温度温度分布，纵向温度分布，辐射室与对流室热负荷分配，全炉炉管表面平均热强度和基建投资的影响，把焦化炉燃烧器中心距控制在1米以内，燃烧器热负荷控制在全炉热负荷的4%5%以内（包括操作余量以内），火焰高度控制2.53米范围内是科学的、合理的。根据对焦化炉的燃烧器数

21、量、单台燃烧器热负荷、火焰高度对于焦化炉辐射室横向温度分布、纵向温度分布、辐射室与对流室热负荷分配和基建投资的影响研究结果和焦化炉炉型结构、传热特点，对焦化炉燃烧系统作如下优化： 单台燃烧器的热负荷为全炉热负荷的4%5%； 燃烧器中心距离控制在0.81m范围内； 燃烧器与辐射室炉管中心距为1.2m。 火焰颜色为紫蓝色、火焰形状为塔状、火焰高度在2.53米之间。辐射室高温区、次高温区和低温区分布：自辐射室底部到第八根炉管（从下向上数）为次高温区，自第八根炉管到第十八根炉管为高温区，自第十八根炉管到辐射室顶部为低温区。辐射室横向最大温差在3035范围内。辐射室纵向温度分布如下图：注水口注水口辐射油

22、入口辐射油出口1000800内部转油线ERI-1型焦化炉专用燃烧器既可以烧管网高压瓦斯，又可以烧焦化装置自产瓦斯，过剩空气系数为1.1，燃料燃烧完全，火焰高度为2.53米之间，火焰颜色为紫蓝色，技术性能与焦化炉炉型结构、传热特点相匹配。辐射进料“下进中出”流程：渣油以370左右的温度进入辐射室到被加热到495500的温度出辐射室，在加热升温期间经历了裂化阶段、缩合阶段（临界瓜阶段）和过热阶段三个不同的加热升温阶段，三个不同的加热升温阶段对辐射室炉管外烟气传热的要求是“二高一低”。根据焦化炉辐射室温度分布概况，科学的、合理的把三个加热升温阶段设置在焦化炉辐射室不同的温度区域，满足三个加热升温阶段

23、对辐射室炉管外烟气传热“二高一低”的要求，既能减缓辐射室炉管结焦速度，延长焦化炉平稳操作周期；又能降低焦炭产率和提高焦炭质量。燃烧系统经过优化后，焦化炉辐射室高温区、次高温区和低温区的分布是：自辐射室底部到第八根炉管为次高温区，自第八根炉管到第十八根炉管为高温区，自第十八根炉管到辐射室顶部为低温区。渣油由辐射室底部第一根炉管进入辐射室，由第八根炉管抽出经转油线送至辐射室顶部第一根炉管再次进入辐射室，由辐射室中部第九根炉管出辐射室进入焦炭塔。把渣油的裂化阶段设置在次高温区，把过热阶段设置在高温区，把缩合阶段设置在低温区。使辐射室炉管外传热与三个加热阶段对辐射室炉管外烟气传热“二高一低”的要求相匹

24、配。这种渣油流过辐射室炉管系统的新流程称为“下进中出”流程。辐射室炉管“双点二级注水”技术：我装置加热炉辐射炉管注水原来采用“单点一级”注水法，即把全部注水量从辐射进料入口一次注入辐射炉管。此种注水方法的缺点是：渣油由370的温度进入辐射室，首先要经过裂化阶段。在此阶段，渣油发生的热转化反应主要是大分子烃类的裂化反应，由大分子裂化成小分子，长键断裂成短键，形成裂化产物；渣油中的沥青质含量基本没有变化。由于裂化产物能部分溶解沥青质，起到溶胶作用，使渣油的粘度随着温度升高而降低，流动性能随着温度升高而转好。再加上渣油的温度相对较低，炉管尚不具备结焦条件。在此阶段注水失去了注水的意义。然而，裂化阶段

25、油品流速的提高，增加了油品流过辐射炉管系统的压力降。在缩合阶段（临界反应区），焦化炉辐射炉管结焦速率最大。在缩合阶段注水，既可以提高油品的流速，达到减缓炉管结焦速率的目的，又可以利用软化水转化成水蒸汽的吸热增加渣油在缩合阶段对热量的需求量，延长油品加热升温时间，为中间相小球体的长大、相互融并和有序排列创造条件。所以，在缩合阶段注水是科学的、合理的，可以使注水的作用得以充分发挥。“双点二级”注水法：把10%的注水量由辐射进料口注入辐射炉管，用于降低裂化产物的分压，促使渣油中的重组份进一步发生裂化反应。把90%的注水量由内部转油线入口注入辐射炉管，用于提高渣油缩合反应阶段的流速，减缓该阶段辐射炉管

26、结焦速率，同时利用水汽化潜热大，在转化成蒸汽时需要大量热量来延长缩合阶段的加热升温时间，为中间相小球体长大、相互融并和有序排列创造了条件。这对于降低焦炭产率和提高焦炭质量是有利的。“双点二级”注水法与“单点一级”注水法相比，更科学、更合理，使注水的作用得以充分发挥，提高了减缓焦化炉辐射炉管结焦速率的效果，降低了渣油流过辐射室炉管系统的压降。同时还利用了水汽化潜热大，在转化成蒸汽汽时需要大量热量来延长渣油缩合反应阶段的加热升温时间，为中间相小球体的长大、相互融并和有序排列创造条件。二、技术改造效果：为了考核本次技术改进的实际效果，我们和洛阳石化工程公司设备研究所于2000年7月13日联合对加热炉

27、进行一次技术标定，标定时间8:00到18:00，操作参数每2小时记录一次，所列数值为平均值，标定结果如下：一、 测试数据：1 工艺介质：项 目数据对流进料流量（南）T/h37.6对流进料流量（北）T/h37.6辐射进料流量（南）T/h54.8待添加的隐藏文字内容2辐射进料流量（北）T/h54.8辐射注水流量（南）T/h0.89辐射注水流量（北）T/h0.89炉过热蒸汽流量Kg/h3853辐射出口温度（南）498辐射出口温度（南）498对流进口温度（南）203.8对流进口温度（北）204.2对流出口温度（南）322.5对流出口温度（北）322.8注水出口温度（南）212.3注水出口温度（北）21

28、2.8过热蒸汽出口温度263辐射进口压力（南）Mpa2.0辐射进口压力（北）Mpa2.0辐射出口压力（南）Mpa0.48辐射出口压力（北）Mpa0.482 炉膛温度：项 目数据辐射斜顶温度（南1）776.5辐射斜顶温度（南2）776.2辐射斜顶温度（南3）768.7辐射斜顶温度（南4）772.3辐射斜顶温度（北1）777.2辐射斜顶温度（北2）775.8辐射斜顶温度（北3）770.3辐射斜顶温度（北4）762.33 辐射室炉管壁温度：项 目数据第7根炉管（南）652.2第7根炉管（南）637.2第9根炉管（南）698.2第9根炉管（南）678.7第11根炉管（南）705.5第11根炉管（南）失

29、灵注：炉管壁热电偶没有与管壁焊接，只是夹在炉管外壁上，故所测管壁温度要高于实际管壁温度。4 辐射室炉管回弯头内介质温度：项 目数据第8根炉管回弯头（南）411.7第8根炉管回弯头（北）410.8第9根炉管回弯头（南）498.0第9根炉管回弯头（北）498.0第30根炉管回弯头（南）451.1第30根炉管回弯头（北）450.05 瓦斯燃料组份分析：瓦斯采样三次，时间分别为8:30、10:30、12:30，所列结果为三次平均值。组份甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯异丁烷正丁烷正丁烯异丁烯V%44.2817.011.039.635.250.773.151.450.87组份反丁烯顺丁烯C5H2O2COCO2N2V

30、%0.340.232.298.680.770.850.742.676 放空烟气组份分析：烟气采样三次，时间分别为8:30、10:30、12:30，所列结果为三次平均值。组份CO2O2COV%8.57.007 烟气、空气进出空气预热器温度：项 目数据烟气进口温度257.2烟气出口温度197.2空气进口温度32.3空气出口温度108.88 炉体散热量：散热面积,m2平均热流,KJ/m2h散热量,KJ/h总计,KJ/h炉底面788018.1625411.81870433.5炉端面1403072430080炉侧面4011907.3764827.3对流室184203.137370.4空气预热器及烟风道2

31、4053.1127449 燃料耗量：时间8:0018:00瓦斯量计量(t)1892.691909.44瓦斯耗量：B=1675kg/h二、 加热炉热效率计算：1 燃料燃烧计算：项目低发热量qL理论空气量L0CO2生成量H2O生成量N2生成量单位KJ/kg燃料KJ/kg燃料KJ/kg燃料KJ/kg燃料KJ/kg燃料数据44850.415.012.801.6711.542 过剩空气系数计算：=1.473 排烟损失计算：q1=4543.34 KJ/kg燃料4 燃料不完全燃烧损失：q2=05 散热损失计算：q3=1116.68 KJ/kg燃料6热效率计算：(qL-q1-q2-q3)/ qL(44850.

32、44543.3401116.68)/44850.4=0.874=87.4%三、 标定结果汇总：序号项 目数据1加热炉渣油处理量万吨/年60.162对流段渣油流量T/h75.23辐射段介质流量T/h97.44循环比0.305辐射段注水量T/h1.786注水量与原料量百分比%2.377辐射段介质出口温度4988对流段介质出口温度322.69辐射段注水温度212.610辐射段介质进口压力Mpa2.011辐射段介质出口压力Mpa0.4812辐射段烟气出口平均温度772.413烟气进空气预热器温度257.214烟气出空气预热器温度197.215空气进空气预热器温度32.316空气出空气预热器温度108.

33、817排烟氧含量V%7.018过剩空气系数1.4719排烟热损失%10.120炉体散热损失%2.521燃料耗量Kg/h167522全炉热效率%87.4四、 经济效益核算：项 目数据原设计处理量万吨50技术改进后处理量万吨60.16每年多加工渣油万吨10.16每吨渣油纯利润元184每年多加工渣油获经济效益万元1869.44技术改进前全炉热效率%79技术改进后全炉热效率%87.4全炉热效率提高值%8.4每年节约燃料量吨1125.6每吨瓦斯燃料价值元535热效率提高每年获效益万元60.22技术改进后每年增加效益万元1929.66技术改进设备费万元50技术改进施工费万元20技术改进总费用万元70技术改

34、进投资回收期月0.44注：此热效率提高值为几部分综合作用结果： 辐射进料“下进中出”流程； ERI-1型燃烧器； 空气预热器改造； 辐射室衬里改造。其中前两项是洛阳设备研究所的设计，后两项是我们自行设计改造完成。经核算可知，技术改进后，我们延迟焦化装置每年获经济效益1929.66万元，工程投资70万元，投资回收期13天，经济效益非常显著。五、 结论：1 我装置加热炉渣油处理量达到75.2t/h（60.16万吨/年），在此工况下炉膛烟气出口温度为772.4，工艺设计规定炉膛烟气出口温度不大于800，所以加热炉单炉处理量还有继续增大的空间。2 加热炉热效率由技术改进前的79%提高到87.4%，超过

35、焦团公司85%的规定值。3 燃料燃烧完全，没有不完全燃烧损失，燃烧器火焰完全满足焦化炉传热要求。4 技术改进后，焦化炉每年可多加工渣油10.16万吨，并增加经济效益1929.66万元，经济效益非常显著。5 技术改进后开工一个半月的时间里，加热炉运行平稳，标志着本次技术改进取得圆满成功。参考文献资料：1 延迟焦化会议文集，中国石油化工总公司生产管理部2 重油加工技术，程之光主编3 延迟焦化装置的扩能，洛阳石化工程公司，欧素君4 延迟焦化装置消除“瓶颈”的措施，北京设计院，晁可绳5 焦化原料油热转化过程的探讨，石油化工科学研究院，丁宗禹6 延迟焦化加热炉炉管结焦问题的探讨，北京设计院，魏振声7 从石油溶液到碳质中间相，华东石油大学，朱亚杰8 提高我国延迟焦化技术水平的探讨，中国石油化工总公司生产管理部，申世敏9 渣油热裂化工艺及加热炉设计，北京设计院，晁可绳10. 关于提高现有延迟焦化装置处理能力的探讨，洛阳石化工程公司，欧素君11. 对现有焦化装置技术改造方向的探讨，北京设计院，李出和