福建60万吨年延迟焦化装置改造工程工艺设计

1、1福建炼化公司福建炼化公司 60 万吨万吨/年延迟焦化装置改造工程工艺设计年延迟焦化装置改造工程工艺设计林雄森 (中国石化工程公司,北京 100101)摘要：本文阐述福建炼化公司 60 万吨/年延迟焦化装置为加工高硫高残炭劣质原料渣油，所进行适应性改造工艺设计工作的主要内容。从焦化反应原理入手，介绍了物料平衡的确定和关键操作参数的选择，阐述换热流程改造和焦化装置主要设备的工艺改造内容，并说明安全方面的考虑和一些工程设计细节考虑。文章最后得出本装置对改造效果预期评估。关键词：延迟焦化，加工，劣质原料，改造，工艺，设计1 1 焦化反应原理焦化反应原理在没有催化剂条件下，烃类在热的作用下主要发生两类

2、反应：一类是裂解反应，它是吸热反应；另一类缩合反应，它是放热反应；烃类分子量不变而仅仅分子内部结构改变的异构化反应很少发生。焦化工艺就是利用热的作用，使减压渣油在无催化剂存在的情况下的热反应，来生产轻质石油产品。把焦化装置的原料成分类分为饱和烃、芳烃、胶质和沥青质四组分是研究的通常做法，因此其反应过程可表示为下图图-1 渣油热转化反应视图2图-2 平行-顺序反应特征图 图-3 热裂化产品分布图 1-原料； 2-中间馏分；3-汽油 4-裂化气 5-渣油； 6-焦炭从化学动力学角度看，渣油热反应为平行顺序反应，作为平行顺序反应的特点是中间产物的汽油、柴油和蜡油在一定的反应深度是会出现最大值，因此工

3、程设计时将考虑减少二次反应的一些措施。由于不需要催化剂，使延迟焦化装置可以处理炼厂里难处理的各种劣质原料。焦化是以渣油或类似渣油的污油、原油为原料，通过加热炉快速加热到一定的温度 500oc 左右后进入焦炭塔，在塔内适宜的温度、压力条件下发生裂化、缩合反应，生成气体、汽油、柴油、蜡油、循环油组分和焦炭，使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，这就是延迟焦化名称的由来。延迟焦化工艺由于其工艺简单、投资低、操作费用低等特点得到各炼油公司的重视，成为加工劣质渣油的重要手段之一。2 2 本项目延迟焦化装置改造的任务和目标本项目延迟焦化装置改造的任务和目标根据福建炼油乙烯项目总体设

4、计确定的全厂总加工流程安排， 60 万吨/年延迟焦化装置的主要任务目的是（ 1）处理炼油厂 i 套常减压的 55.669 万吨/年沙轻减压渣油；（2）其产品焦化石脑油 、焦化柴油 、中间馏分焦化蜡油为下游装置提供原料，焦化干气经脱硫后为全厂提供燃料气 。现有装置概况：目前装置原设计于1989 年，处理量为 40 万吨/年，1996 年经过加热炉局部改造和富气压缩机改造和增加分馏塔顶空冷器，1998 年又新增汽油吸收塔，其处理量提高到 60 万吨/年。装置是由焦化和压缩吸收两部分组成，其中焦化主要包括：原料换热部分、加热炉部分、焦炭塔部分、分馏塔及换热部分、焦炭塔的吹汽放空部分、高压水泵及水力除

5、焦部分、冷切焦水处理部分；压缩吸收主要包括：焦化富气的压缩机部分、汽油吸收及柴油吸收部分。原设计原料：阿曼和大庆混合减渣，装置材料选择是根据当时加工低硫含量的原料来设计的。3表-1 本装置改造前后原料渣油的性质对比表项目原设计原料：阿曼大庆减渣改造后原料：沙特轻原油减渣比重， d15.60.96350.9948酸值(mgkoh/g)0.07s ， wt%1.383.64康残 ， wt%1217.27沥青质 ， wt%v ， ppm1521.56ni ， ppm179.63从原料性质对比可以看出，本装置改造的原料渣油硫含量从 1.38 wt%上升到 3.64 wt%，这对装置提出必须进行材料升级

6、以适应加工高硫原料，需要按照加工高硫原油重点装置主要管道设计选材导则和加工高硫原油重点装置主要设备设计选材导则进行选材。另外一个原料性质的重大变化是原料渣油的康氏残炭 ccr 从 12 wt%提高到 17.27 wt%，增幅超过 40%。这将使整个物料平衡和产品收率发生很大变化。因此需要对整个工艺流程和单个设备处理能力方面综合来考虑，才能满足目前装置的加工要求。这是本次改造的难点。2 2 物料平衡和操作条件的确定物料平衡和操作条件的确定由于本装置被确定为非专利装置，物料平衡和产品分布原则上需要通过中试实验确定并提供主要操作条件，但是由于本项目设计周期紧张，业主要求我们承担相当于工艺包内容的部分

7、工作。焦化装置的操作条件，影响装置的物料平衡和产品分布，因此确定操作条件后，才能确定物料平衡。主要条件有：原料渣油的康氏残炭 ccr 值，加热炉出口温度，焦炭塔顶压力，循环比。原料渣油的康氏残炭原料渣油的康氏残炭 ccr 值值：由于总流程要求，残炭随原料选定而无法改变，康氏残炭 ccr 对产品分布影响显著，通过康氏残炭 ccr，产品分布大体可以从下列关联式得到: 气体,% =7.8 + 0.144ccr(残炭值) 汽油,% =11.29 + 0.343 ccr(残炭值) 焦炭,% =1.6 ccr(残炭值) 柴油+蜡油,% =100-气体%-汽油%-焦炭%由于上面关联式只是近视的，设计上需要结

8、合其他操作条件和装置实际情况进行调整。加热炉出口温度：加热炉出口温度：提高加热炉出口温度可为裂化反应提供更多热量，促进裂化反应,液体产品收率增加。但是温度过高，使在反应产物容易进行二次反应。所以需要找到一最佳4的加热炉出口温度,不但使加热炉管内结焦增加,而且还会增加焦炭产率。由于焦化反应为平行顺序反应，原料反应物能进行几种不同反应，而且其反应中间产物汽油柴油和蜡油能再图-4 循环比对产品分布的影响示意图 图-5 焦炭塔温度比对产品分布的影响示意图起反应生成其他产物焦炭和气体，其过程极其复杂，其化学反应动力学研究成果目前还无法达到能够应用于工程设计上的水平，目前包括国外专利商采用加热出口温度一般

9、设计值为 495-505 ，在生产中根据原料等实际操作情况进行适当调整。压力压力：增加分馏塔的压力，有更多的液体通过相平衡保留在分馏塔底而通过加热炉进入焦炭塔进行焦化反应。分馏塔压力和富气压缩机性能关系密切。压缩机入口压力加上塔顶系统阻力降即为分馏塔顶分液（回流）罐压力，加上相应的塔盘压降即可以得到蒸发段压力。分馏塔底压力加上大油气管线的压力降即为焦炭塔顶操作压力，焦炭塔顶操作压力影响焦化反应。低操作压力有利于裂化反应和有利于提高生成液体产品收率降低焦炭和富气收率；但是低压操作使压缩机负荷加大，焦炭携带。由于投资限制原因本装置压缩机没能考虑改造，压缩机入口压力偏高。本设计焦炭塔顶操作压力为 0

10、.17mpa(g) 。循环比循环比：在固定分馏塔压力的情况下，降低循环比由分馏塔蒸发段气相温度来调节,使蜡油抽出干点升高，使更多的蜡油抽出，因此进入加热炉的进料减少，富气，汽油，焦炭产率减少。低的循环比有利于裂化反应和有利于提高液体产品收率降低焦炭和富气收率；但低循环比也使重蜡油质量变差，焦炭携带，并易生成弹丸焦，同时也对加热炉防止结焦提出更高的设计要求。本装置由于投资的原因，加热炉无法进行全面改造更换，目前的单面辐射的加热炉难于在超低（0.05）循环比情况下运行，本装置改造设计的循环比采用 0.2。5结合以上设计操作条件和目前福建炼化延迟焦化装置实际情况，得到以下产品分布： 表-2 物料平衡

11、和产品分布序号物料名称原设计收率 w%收率 w%万吨/年一进料1减压渣油10055.6692催化稳定汽油27.1615.12合计127.1670.789二出料1干气5.24.32.3932富吸收汽油27.16+4.417.5533凝缩油2.33.41.8994焦化汽油129.85.4665柴油3229.416.3676蜡油24.516.59.1857重蜡油552.7848焦炭18.526.9515.0039损失0.50.250.139合计127.1670.7893 3 热量平衡和工艺流程上的考虑热量平衡和工艺流程上的考虑由于本装置改为加工劣质原料渣油，其焦炭产率增加。由于反应后焦炭将被冷却，其

12、热量无法被回收；由于液体收率下降，理论上用于原料预热的热源减少。把中段油（其出分馏塔温度为 320）发生蒸汽，改造流程,将中段油热量进行回收用于加热原料渣油。重蜡油虽然产率不大，但由于其温位很高，直接冷却很可惜，也设置重蜡油原料油换热器。因此，在原有设计柴油和原料油换热器，蜡油和原料油换热基础上，增加 1 台重蜡油-原料油换热器，2 台中段油-原料油换热器，增加一台柴油-原料油换热器。在工艺流程设计上，经过充分的液体产品热量的回收用，用于加热原料渣油，剩余的热量将由加热炉提供。加热炉负责加热经过换热后的原料渣油及循环油，使其温度达到 500，下面表示如何确定加热炉负荷。表-2 加热炉热负荷计算

13、表流量 kg/h温度热负荷 104kcal/h介质入口出口对流段减压渣油66273288(h=156)340(h=182)172.316炉注水1500150230(h=674.5)78.7蒸汽1.2mpag3660191(h=667)220260(h=690)8.42 小计259.43焦化油79528379(h=222)498(hl=315;hv=378)914.9炉注水1500230(h=674.5)498 (h=824.5)22.5反应热135辐射段小计4981072.1合计1331.83（注：表中括号 h 为焓值，加热炉出口温度 498c，汽化率为 35wt%）这部分工作要利用流程模拟软

14、件和工程设计经验进行调试，并且结合冷换设备的核算后，最终确定整个换热流程。4 4 分馏塔相关方面改造考虑分馏塔相关方面改造考虑由于焦化分馏塔流程上游是焦炭塔，是间歇切换操作，波动性大；由于焦炭塔过来的油气温度 420 左右，携带焦粉；在预热切换焦炭塔和吹汽对产生操作波动；焦化进料为炼油厂的垃圾减压渣油并含有金属；对塔盘的操作弹性、抗焦粉夹带和沉积、抗结盐的能力有较高要求。本次设计采用采用华东理工大学的组合导向浮阀塔盘，根据计算结果和检测的腐蚀情况调整，部分更换塔板，避免塔板死区，减少雾沫夹带，减少塔盘结焦，优化分馏塔操作工况。在分馏塔系统流程上，蜡油下回流由原来的冷回流改为热回流，尽量加大塔板

15、回流洗涤量，避免减少干板并加强液相洗涤，保证分馏效果； 富吸收柴油和贫吸收柴油分开返回主分馏塔不同塔盘，提高分馏效率； 顶循环后冷器取消，增加汽油冷回流返塔，防止塔顶温度过低结盐。5 5 焦炭塔和水力除焦方面的考虑焦炭塔和水力除焦方面的考虑原有设计焦炭材质已经不适合在操作温度 440-490处理高含硫高温渣油和油气，按加工高硫原油重点装置选材来更换焦炭塔材质，采用 cr-mo 钢，为了减少改动量缩短施工周期，仍采用原设计焦炭塔直径 6000mm，并采用椭圆封头，维持原焦炭塔总高，尽量不改动井架，但焦炭塔筒体切线高度由原来 21 米增加到 22 米。这样做也利于提高焦炭塔的容积，使处理能力增大。

16、由于加工原料变差导致生焦量的增加，原设计 ccr 为 12wt%，现在进料 ccr 为 17.27 wt%，同等处理量下焦炭产率增加 40%左右，焦炭塔容量不足，除了因加热炉能力问题略微7下调处理量为 55.667 万吨/年外，另外由原设计时数 8000 小时/年，改为 8400 小时/年，其余的大部分增量必须采用缩短生焦周期来消化，本次改造将原来 24 小时生焦时间缩短为 20 小时，以满足生产要求。表-4 生焦周期焦炭塔操作时间安排考虑 操作过程操作周期,h生焦h切换塔h小吹汽h大吹汽h小给水h大给水h排水h顶底头盖拆 卸h除焦h顶底头盖安装h试压h塔预热升温h闲置h40200.51.52

17、.51.02.52.00.52.50.50.53.50.5为缩短生焦时间，除焦设备保留风动马达，在下部增加水力马达，以提高除焦机械设备的可靠性；焦炭塔顶盖采用自动开合机构，可以减轻操作人员的劳动强度，节省操作时间，提高操作安全性。设计焦炭塔时考虑调整焦炭塔中子料位计位置，使之更适合于目前高生焦量高处理的生产操作。调整注消泡剂的注入位置，由原来和急冷油一起注入，改为单独引管线并且深入到焦炭塔上壁内，使之能充分达到消泡效果，减少焦粉携带，降低对后续设备操作的影响。6 6 安全方面考虑安全方面考虑此次改造对放空系统采取措施如下：第一塔 c-7004 顶到火炬放空系统管路的管线直径扩大，同时也扩大边界

18、外火炬排放管线的管径，放空塔顶管线直到火炬线所有阀门铅封开；第二，更换改造接触冷却塔换热板，使高温油气能够快速洗涤冷却；第三，提高塔 c-7004设计压力和塔 c-7004 安全阀设定压力，由原来的 0.25 mpag 提高为 0.28mpag；第四，在焦池位置增设硫化氢报警器和可燃气体报警器；第五，塔 c-7004 安全阀排放口附近加设警示标志，业主操作人员确认安全后才进入附近作业。根据生产实践，加热炉燃料系统增设一快速切断阀，同时增设进料与燃料逻辑联锁，并增加相关报警。加热炉原料进料流量低低到 45%时,炉管的主火嘴燃料气切断。长明灯燃料气不切断,60%时进行低报 更换材质不适合高含硫物流

19、的安全阀；焦炭塔及甩油罐安全阀前由于有焦粉和高温油气存在的操作工况，本次加蒸汽保护吹扫，防止这两处安全阀前管线焦粉沉积影响安全阀正常起跳。根据生产实践，甩油罐顶和压缩机凝缩油罐增设加安全阀。87 7 其他设备和管线水力学方面考虑：其他设备和管线水力学方面考虑：除了以上设备改造外，还根据根据加工高硫原油重点装置主要管道设计选材导则 加工高硫原油重点装置主要设备设计选材导则和福建炼化提供的福建炼油化工有限公司延迟焦化装置设备腐蚀检测及寿命评估鉴定报告进行材质升级的设备：甩油罐，原料油-蜡油换热器，大于 240油品管线，部分富气管线仪表和阀门等；改造柴油吸收塔，放空塔，部分换热器和空冷器管束。原料变

20、差引起富气产率增大，也为了方便加大注冷汽油回流，分馏塔顶空冷流量分布均匀，更换分馏塔顶空冷器两片。更换加热炉火嘴，使加热炉烧的更均匀，满足加工劣质易结焦原料的加热要求。辐射进料泵增加变频措施；特别在焦化初期，加热炉管压降较小时，辐射进料泵扬程过剩的问题，也是节能方面的考虑。增加到三个急冷油注入点，使之大油气管线急冷更均匀，减少大油气管线结焦和压力降增大。还有对一些管道现场进行勘察和在生产操作中发现的，有不合理的安装设计，进行按工艺要求整改。表-5 焦化部分主要操作条件汇总 项目温度压力 mpa(g)备 注塔顶油气(急冷前)4450.17进料油4950.45急冷油2100.60焦炭塔汽封蒸汽2300.95对流段入口2901.4对流段出口3400.8辐射段入口3722.5辐射段出口495-5000.5饱和蒸汽入口1901.08过热蒸汽出口2301.0加热炉注水1503.2加热炉吹扫用汽2300.95循环比0.2塔顶油气1300.11顶循抽出1600.12返回 80柴油抽出2500.13回流 148中段回流抽出3200.13返回 250蜡油抽出3650.14上回流 210重蜡油抽出4000.14分馏塔油气入塔4200.1459分馏塔底372蜡油集油箱下3800.14表-6 压缩吸收部分主要操作条件汇总项目温度压力 mpa（g）备注压缩机入口400.