經(jīng)過對流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程)

1、經(jīng)過對流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程、八、刖.言延遲焦化因投資低、對原料適應性強和工藝簡單而成為煉廠減壓渣油輕質(zhì)化的主要手段。 市場變化要求焦化裝置在安排生產(chǎn)方案時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對流室加熱后進入分餾塔底與油氣換熱來調(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 一起進入焦化爐直接加熱到反響溫度，解決了分餾塔底對換后終溫的制約，循環(huán)比調(diào)節(jié)靈活 且易實

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，重油不易結(jié)焦特點，讓重油快速通過焦 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程，目前國 內(nèi)存在三種工藝流程：1經(jīng)過對流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程參見圖1,經(jīng)過對流段換熱的傳統(tǒng)焦化流程，減壓渣油100C左右進入裝置換熱到230C 后進入焦化爐對流段換熱到 330 E左右經(jīng)三通閥分兩路進分餾塔，一路上進料進入分餾 塔人字擋板上方與焦炭塔油氣換熱，氣相進入分餾塔上部切割成各種產(chǎn)品，渣油和冷凝后的 液相組分一起進入分餾塔底；另一路下進料從分餾塔油氣入口下方直接進入分餾塔底。 循環(huán)油和渣油的混合物輻射

3、進料由輻射泵升壓后進加熱爐輻射段加熱至一定溫度進焦炭 塔反響。這種老式的焦化流程主要缺點是：。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，分餾塔塔底溫度會進一步升高，容易造成分餾塔底結(jié)焦；。低溫位余熱難以利用：換后終溫過高，會導致分餾塔底溫度過高，限制了裝置間的熱聯(lián)合及裝置內(nèi)的換熱網(wǎng)絡優(yōu)化，裝置燃料單耗過高。循環(huán)比調(diào)節(jié)不直觀：循環(huán)比是通過三通閥控制對流油進分餾塔的上、下部進料的流量來調(diào)節(jié)，更難實現(xiàn)超低循環(huán)比操作。2換熱后直接進分餾塔塔底的新焦化流程參見圖一2,為了強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，目前新設計的延遲焦化流程減 壓渣油換熱后不進焦化爐直接換熱到進 280C左右進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：。循環(huán)比調(diào)節(jié)不方便：循環(huán)比是通過三通閥控制對流油進分餾塔的上、 下部進料的流量 來調(diào)節(jié)；。難以實現(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，必須通過局部對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圖-3,可調(diào)循環(huán)比焦化流程渣油不再進分餾塔， 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換后終溫的制約，另一方面循環(huán)比調(diào)節(jié)靈活，可實現(xiàn)超低循環(huán)比 操作。三、延遲焦化工藝流程選用1背景長嶺分公司延遲焦化裝置1971年5月建成投產(chǎn)，原設計減壓渣油加工能力 60萬噸/年, 二爐四塔工藝流程。九五年焦化裝置擴能改造后，加熱爐和分餾塔產(chǎn)能都到達了80萬噸以上，但焦炭塔加工能力仍60萬噸/年，生產(chǎn)能力互不匹配，2002年對裝置進行了改造，改造 后裝置處理能力到達120萬噸/年，為了解決裝置能耗過高、分餾塔底結(jié)焦等問題，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t/a延遲焦化裝置改造采用可調(diào)循環(huán)比流程后，開工順利，相對與原加熱 流程，改造后：O延長了裝置操作周期：分餾塔蒸發(fā)段溫度控制在380395C時，改造前后分餾塔底典型溫度參見圖- 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)焦對長周期運行的制約，2002年開工以來，分餾塔一直運行正常；O降低了裝置燃料消耗：改造前后，裝置換熱網(wǎng)絡參見 圖-5和圖-6，為了防止分餾塔底溫度過高，改造前，分餾系統(tǒng)低溫預熱未有充分利用，減壓渣油換后終溫只有 280C，

7、可調(diào)循環(huán)比流程消除對換后終溫的限制，改造后減壓渣油換后終溫到達330E，對流轉(zhuǎn)輻射溫度比改造前高1020C，節(jié)約燃料消耗在2kg標油/ 噸減壓渣油以上；O改善了輻射泵的運行環(huán)境：傳統(tǒng)焦化流程，由于對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入分餾塔底；另一方面，分餾塔底高溫油易結(jié)焦，雖經(jīng)過濾器，但仍有局部焦帶入輻射泵造成流道不暢，影響輻射泵的運行。采用可調(diào)循環(huán)比流程對流油不進分餾塔，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，加熱爐進料泵運行良好，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成長、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大、融并、定 向，最后固化為焦炭。但其成焦過程及其結(jié)構(gòu)和物理性能都會有很大的差異。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。參見圖-7,在處理劣 質(zhì)納波油時，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。納波油的一般性質(zhì)參見表-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 解決了納波油進焦化形成彈丸的問題。O實現(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)運行，為煉廠創(chuàng)造更大的經(jīng)濟效益。裝置采用可調(diào)循環(huán)比流程后，操作條件見表 -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，裝置采用較小循環(huán)比操作，局部重循環(huán)油外甩，用來調(diào)和250#重油，裝置液體油收率得到提高。當需要提高輕質(zhì)油收率時，裝置采用較大循環(huán)比操作?？烧{(diào) 循環(huán)比技術(shù)的應用

10、，實現(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)焦對長 周期運行的影響，在處理劣質(zhì)渣油時也存在一定優(yōu)勢，循環(huán)比調(diào)節(jié)容易并可實現(xiàn)零循環(huán)比操 作。相對于目前流行的換熱后直接進分餾塔塔底的新焦化流程，可調(diào)循環(huán)比流程投資費用略 高，在選擇采用何種流程時，應根據(jù)實際情況綜合考慮。尺分需ItsI1大瓦斯44013圖-1經(jīng)過對流段換熱的傳統(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運動粘度，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，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

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運動粘度，mr/s10 0C殘?zhí)浚?無法做3 0 4 .512 9 0181112 5 3酸值，mg KOH/g2 4 . 8 316 . 619 . 816.9813 . 7凝點，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