經(jīng)過(guò)對(duì)流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程)

1、經(jīng)過(guò)對(duì)流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程、八、刖.言延遲焦化因投資低、對(duì)原料適應(yīng)性強(qiáng)和工藝簡(jiǎn)單而成為煉廠減壓渣油輕質(zhì)化的主要手段。 市場(chǎng)變化要求焦化裝置在安排生產(chǎn)方案時(shí)從增大處理量或提高輕質(zhì)油收率兩方面綜合考慮 以到達(dá)最正確效益，調(diào)節(jié)循環(huán)比是改變焦化裝置處理量和產(chǎn)品分布的主要方法。傳統(tǒng)延遲焦化工藝減壓渣油通過(guò)對(duì)流室加熱后進(jìn)入分餾塔底與油氣換熱來(lái)調(diào)節(jié)循環(huán)比， 分餾塔底易結(jié)焦，循環(huán)比調(diào)節(jié)不直觀，難以實(shí)現(xiàn)超低循環(huán)比操作；可調(diào)循環(huán)比流程減壓渣油 不進(jìn)分餾塔底，焦炭塔瓦斯油氣依靠分餾塔底循環(huán)油降低溫度，循環(huán)油外取熱后同減壓渣油 一起進(jìn)入焦化爐直接加熱到反響溫度，解決了分餾塔底對(duì)換后終溫的制約，循環(huán)比調(diào)節(jié)靈活 且易實(shí)

2、現(xiàn)超低循環(huán)比操作。二、延遲焦化工藝流程延遲焦化是利用在熱轉(zhuǎn)化率熱轉(zhuǎn)化深度較低時(shí)，重油不易結(jié)焦特點(diǎn)，讓重油快速通過(guò)焦 化爐爐管并獲得重油輕質(zhì)化所需要的能量，使生焦反響 延遲到焦炭塔的工藝過(guò)程，目前國(guó) 內(nèi)存在三種工藝流程：1經(jīng)過(guò)對(duì)流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程參見(jiàn)圖1,經(jīng)過(guò)對(duì)流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程，減壓渣油100C左右進(jìn)入裝置換熱到230C 后進(jìn)入焦化爐對(duì)流段換熱到 330 E左右經(jīng)三通閥分兩路進(jìn)分餾塔，一路上進(jìn)料進(jìn)入分餾 塔人字擋板上方與焦炭塔油氣換熱，氣相進(jìn)入分餾塔上部切割成各種產(chǎn)品，渣油和冷凝后的 液相組分一起進(jìn)入分餾塔底；另一路下進(jìn)料從分餾塔油氣入口下方直接進(jìn)入分餾塔底。 循環(huán)油和渣油的混合物輻射

3、進(jìn)料由輻射泵升壓后進(jìn)加熱爐輻射段加熱至一定溫度進(jìn)焦炭 塔反響。這種老式的焦化流程主要缺點(diǎn)是：。分餾塔底容易結(jié)焦：分餾塔底溫度通常在380C左右，且隨著循環(huán)比升高，分餾塔塔底溫度會(huì)進(jìn)一步升高，容易造成分餾塔底結(jié)焦；。低溫位余熱難以利用：換后終溫過(guò)高，會(huì)導(dǎo)致分餾塔底溫度過(guò)高，限制了裝置間的熱聯(lián)合及裝置內(nèi)的換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，裝置燃料單耗過(guò)高。循環(huán)比調(diào)節(jié)不直觀：循環(huán)比是通過(guò)三通閥控制對(duì)流油進(jìn)分餾塔的上、下部進(jìn)料的流量來(lái)調(diào)節(jié)，更難實(shí)現(xiàn)超低循環(huán)比操作。2換熱后直接進(jìn)分餾塔塔底的新焦化流程參見(jiàn)圖一2,為了強(qiáng)化減壓渣油與和主分餾塔側(cè)線柴油、中段回流、焦化蠟油的換熱， 進(jìn)而提高換后終溫，降低分餾塔底溫度，節(jié)約裝置燃

4、料消耗，目前新設(shè)計(jì)的延遲焦化流程減 壓渣油換熱后不進(jìn)焦化爐直接換熱到進(jìn) 280C左右進(jìn)入到分餾塔底作為焦炭塔頂瓦斯的急冷 熱源，這種換熱流程能使換后終溫提高 5080C左右，但仍存在以下缺點(diǎn)：。循環(huán)比調(diào)節(jié)不方便：循環(huán)比是通過(guò)三通閥控制對(duì)流油進(jìn)分餾塔的上、 下部進(jìn)料的流量 來(lái)調(diào)節(jié)；。難以實(shí)現(xiàn)超低循環(huán)比：焦炭塔塔頂油氣溫度420C左右，要控制蒸發(fā)段溫度在 395C 以下，必須通過(guò)局部對(duì)流油和高溫油氣換熱，使油氣中的重組分冷凝到分餾塔底才能 實(shí)現(xiàn)，循環(huán)比難以降到15%下。3可調(diào)循環(huán)比延遲焦化流程參見(jiàn)圖-3,可調(diào)循環(huán)比焦化流程渣油不再進(jìn)分餾塔， 焦炭塔瓦斯油氣依靠分餾塔底循環(huán) 油降低溫度，循環(huán)油外取熱

5、后一路作為分餾塔上部回流控制分餾塔蒸發(fā)段溫度，另一路作為 分餾塔下部回流控制分餾塔底溫度，第三路作為循環(huán)油，用于調(diào)節(jié)裝置循環(huán)比，這種流程一 方面解決了分餾塔底溫度對(duì)換后終溫的制約，另一方面循環(huán)比調(diào)節(jié)靈活，可實(shí)現(xiàn)超低循環(huán)比 操作。三、延遲焦化工藝流程選用1背景長(zhǎng)嶺分公司延遲焦化裝置1971年5月建成投產(chǎn)，原設(shè)計(jì)減壓渣油加工能力 60萬(wàn)噸/年, 二爐四塔工藝流程。九五年焦化裝置擴(kuò)能改造后，加熱爐和分餾塔產(chǎn)能都到達(dá)了80萬(wàn)噸以上，但焦炭塔加工能力仍60萬(wàn)噸/年，生產(chǎn)能力互不匹配，2002年對(duì)裝置進(jìn)行了改造，改造 后裝置處理能力到達(dá)120萬(wàn)噸/年，為了解決裝置能耗過(guò)高、分餾塔底結(jié)焦等問(wèn)題，改造中， 焦

6、化爐采用了可調(diào)循環(huán)比加熱流程。2投用情況2002年120萬(wàn)t/a延遲焦化裝置改造采用可調(diào)循環(huán)比流程后，開(kāi)工順利，相對(duì)與原加熱 流程，改造后：O延長(zhǎng)了裝置操作周期：分餾塔蒸發(fā)段溫度控制在380395C時(shí)，改造前后分餾塔底典型溫度參見(jiàn)圖- 4,改造后分餾底溫度下降到370C以下，比改造前下降1020C,減少了焦粉在分餾塔底部的積結(jié)硬度，有效地減緩了分餾塔底結(jié)焦，消除了分餾塔底結(jié)焦對(duì)長(zhǎng)周期運(yùn)行的制約，2002年開(kāi)工以來(lái)，分餾塔一直運(yùn)行正常；O降低了裝置燃料消耗：改造前后，裝置換熱網(wǎng)絡(luò)參見(jiàn) 圖-5和圖-6，為了防止分餾塔底溫度過(guò)高，改造前，分餾系統(tǒng)低溫預(yù)熱未有充分利用，減壓渣油換后終溫只有 280C，

7、可調(diào)循環(huán)比流程消除對(duì)換后終溫的限制，改造后減壓渣油換后終溫到達(dá)330E，對(duì)流轉(zhuǎn)輻射溫度比改造前高1020C，節(jié)約燃料消耗在2kg標(biāo)油/ 噸減壓渣油以上；O改善了輻射泵的運(yùn)行環(huán)境：傳統(tǒng)焦化流程，由于對(duì)流油與高溫油氣換熱，一方面，從焦炭塔帶入油氣中的焦粉進(jìn)入分餾塔底；另一方面，分餾塔底高溫油易結(jié)焦，雖經(jīng)過(guò)濾器，但仍有局部焦帶入輻射泵造成流道不暢，影響輻射泵的運(yùn)行。采用可調(diào)循環(huán)比流程對(duì)流油不進(jìn)分餾塔，分餾塔底溫度可控制在350370 C,即防止了分餾塔底結(jié)焦，也防止了輻射泵入口帶焦，采用可調(diào)循環(huán)比 流程后，加熱爐進(jìn)料泵運(yùn)行良好，未出現(xiàn)抽空現(xiàn)象。提高了劣質(zhì)渣油處理能力：重油在液相碳化過(guò)程中，其中的稠環(huán)

8、芳烴逐漸經(jīng)熱解及縮聚并定向排列形成不溶于母液油的球狀塑性物，即所謂的中間相小球體，小球 體內(nèi)部有層次地聚集著很多稠環(huán)芳烴的分子。生成的小球體有一個(gè)成長(zhǎng)、相遇和融 并、增粘和老化，以及定向和固化的變化歷程。中間相小球體充分長(zhǎng)大、融并、定 向，最后固化為焦炭。但其成焦過(guò)程及其結(jié)構(gòu)和物理性能都會(huì)有很大的差異。有明 顯差異的即是形成針狀焦和球狀焦，而普通焦那么介于兩者之間。參見(jiàn)圖-7,在處理劣 質(zhì)納波油時(shí)，裝置生成大量的直徑為25mm單丸焦炭，其中伴有象排球大小的圓球 焦，造成焦炭塔振動(dòng)。納波油的一般性質(zhì)參見(jiàn)表-1, 2,原料性質(zhì)是形成彈丸焦的主要因素，高瀝青質(zhì)含量的原料易生成彈丸焦，利用可調(diào)循環(huán)比流

9、程，我們成功地 解決了納波油進(jìn)焦化形成彈丸的問(wèn)題。O實(shí)現(xiàn)了各種不同循環(huán)比的生產(chǎn)方案：可調(diào)循環(huán)比流程的投用，使焦化裝置可按生產(chǎn)任 務(wù)在不同循環(huán)比的生產(chǎn)方案下安排生產(chǎn)，調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)或處理量，裝置更加平安平 穩(wěn)運(yùn)行，為煉廠創(chuàng)造更大的經(jīng)濟(jì)效益。裝置采用可調(diào)循環(huán)比流程后，操作條件見(jiàn)表 -3,各種循環(huán)比生產(chǎn)方案的處理量及產(chǎn)品分布如表- 4所示。在裝置投產(chǎn)初期，因 渣油庫(kù)存較高，裝置采用0循環(huán)比操作，能有效地提高裝置加工量。在公司生產(chǎn)250# 重油時(shí)，裝置采用較小循環(huán)比操作，局部重循環(huán)油外甩，用來(lái)調(diào)和250#重油，裝置液體油收率得到提高。當(dāng)需要提高輕質(zhì)油收率時(shí)，裝置采用較大循環(huán)比操作?？烧{(diào) 循環(huán)比技術(shù)的應(yīng)用

10、，實(shí)現(xiàn)了裝置加工量和產(chǎn)品分布的最正確組合，從而使裝置效益最 大化。四、結(jié)論可調(diào)循環(huán)比流程塔底溫度低、容易回收裝置低溫余熱、可有效地消除分餾塔底結(jié)焦對(duì)長(zhǎng) 周期運(yùn)行的影響，在處理劣質(zhì)渣油時(shí)也存在一定優(yōu)勢(shì)，循環(huán)比調(diào)節(jié)容易并可實(shí)現(xiàn)零循環(huán)比操 作。相對(duì)于目前流行的換熱后直接進(jìn)分餾塔塔底的新焦化流程，可調(diào)循環(huán)比流程投資費(fèi)用略 高，在選擇采用何種流程時(shí)，應(yīng)根據(jù)實(shí)際情況綜合考慮。尺分需ItsI1大瓦斯44013圖-1經(jīng)過(guò)對(duì)流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程焦炭塔減這換"t二大瓦斯 厶焦炭塔焦炭塔圖-2換熱后直接進(jìn)分餾塔塔底的新焦化流程1一大硏斯圖一3可調(diào)循環(huán)比焦化流程，度溫底塔J改后改前圖-4改造前后分餾塔底溫

11、度重蠟油375 C圖-五改造前換熱網(wǎng)絡(luò)306C269C229C中段回流292C渣油217C輕蠟油348C280C1295C4322C1 267C1f 302CL .111322C1365C360C280C295C322CI廠267 C1302 C1Ar1I循環(huán)油H重蠟油循環(huán)油322 C365C235C360CI)渣油330CV-104圖-六改造后換熱網(wǎng)絡(luò)圖-7劣質(zhì)渣油產(chǎn)生的彈丸焦表-1納波原油與其它原油一般性質(zhì)比照原油的名稱(chēng)納波原油中質(zhì)塔河原油重質(zhì)塔河原油塞巴原油勝利原油密度，t/m 30.93020.91780.96780.87210.9161運(yùn)動(dòng)粘度，mrs5 0C139.877.4519

12、7911.97167.84殘?zhí)浚?11.8410.316.53.646.9酸值，mg KOH/g0.320.831.370.931.08凝點(diǎn)，c-7-11-7-14灰份，%0.0720.030.0590.004C, %85.2784.9886.4285.79H, %11.7010.6912.8212.36S, %1.891.582.590.601.07N, %0.570.320.420.300.38NI, ppm85.628.941.214.627.0V, ppm294150.52946.171.52瀝青質(zhì)，%10.077.713.70.480.84表-2納波渣油與其它渣油一般性質(zhì)比照原油名稱(chēng)

13、納波渣油中質(zhì)塔河渣油重質(zhì)塔河渣油塞巴渣油勝利渣油密度，t/m 30.97730.99141.01410.96770.9814運(yùn)動(dòng)粘度，mr/s10 0C殘?zhí)浚?無(wú)法做3 0 4 .512 9 0181112 5 3酸值，mg KOH/g2 4 . 8 316 . 619 . 816.9813 . 7凝點(diǎn)，c灰份，%0.4 20 .30 . 60.45C, %>5 02 53 247H, %S, %0 . 5 20 . 0 7 5N, %8 5 . 5 78 5 .3 88 5 .4 286.278 5 . 7 2N i , ppmV, ppm10 . 2 310 . 7 710 .2 5

14、11.0511 .4 7C u, ppm2 . 7 82 . 113 . 121.261 .3F e, ppmNa, ppm0 . 9 90 . 50 . 5 10.960 . 8 6飽和烴，19 33 5 . 95 143.25 2芳烴，膠質(zhì)，3 2 42 0 13 6 520.75 .2瀝青質(zhì)，芳烴/瀝青質(zhì)，0 .050 . 20 . 10.04413 . 415 . 05 . 825.019 . 65 . 53 0 . 812.816 . 8 23 0 . 82 6 . 220.7018 .34 5 . 4 43 6 .23 5 . 640.113 216 . 5 92 2 . 12 1

15、 . 629.844 7 . 818 . 0 910 . 916 . 62.521 . 92 . 53 .3 22 . 1416 . 8 4表-3操作條件一覽表項(xiàng)目1234循環(huán)比，%0102035分餾塔底溫度廠 C356358360359蒸發(fā)段溫度/ C394390388383蠟油箱溫度/ C386384381378分餾塔頂溫度/ C100102103102分餾塔頂壓力/ MPa0.1600.1560.1550.148加熱爐進(jìn)料溫度/C320326328334加熱爐出口溫度/C495496497498焦炭塔塔頂壓力/ MPa0.1980.1940.1920.187焦炭塔頂溫度/C424423422422生焦周期/h24242424表4不