石家庄宋建飞对影响焦化装置长周期运行的几个问题的分析

1、对影响焦化装置长周期运行的几个问题的分析石家庄炼油厂焦化车间 谷彦坡1 概论渣油加工有加氢和脱碳两个途径。单从节约石油资源来看，加氢是最佳方案。但加氢工艺对减压渣油的要求比较苛刻，还要有足够的氢源和昂贵的设备，投资和操作费用极高。脱碳是从渣油中脱除碳氢比较高的沥青质和焦炭。延迟焦化是最典型的脱碳工艺，它技术成熟，对原料适应性强，轻质油收率高，设备投资低，是十分重要的渣油轻质化的方法。因此，开好延迟焦化装置，延长焦化装置的开工周期是我们当前一项重要的任务。我厂是以重油催化裂化为核心、加工深度较大、手段齐全的燃料型企业。我厂的延迟焦化装置于1990年动工兴建，1992年建成并一次开汽成功，由于种种

2、原因，装置前后共运行20天，于1994年5月第三次开工。第三次开工至今装置停工四次，运行最长的是第九周期，共运行386天。下面就对影响焦化长周期运行的几个问题进行分析和探讨，并提出一些改进措施。2 影响焦化装置长周期运行的问题的分析2.1 原料性质表-1 任邱渣油及其它原料性质 项 目任邱减渣任邱油浆任邱重油 大庆减渣胜利减渣数据来源97年标定97年标定97年标定炼油生产数据汇编密度 g/cm30.95261.00570.96750.91820.9799残炭 %14.067.0113.477.97517.23粘度mm2/s 100435.618.6386.01011441灰分 % 0.1628

3、硫含量 %0.560.500.550.0981.47凝点 462830350馏出量 %1.018.6芳烃胶质沥青质 焦化热转化反应动力学方程为: lnk= e/rt+b 式中 k 反应速度常数 e 活化能 t 反应温度 b 常数 炉出口温度的高低，是根据原料的临界反应温度来确定的，而临界反应温度又是由油品性质决定的。见图1。图-1、油品特性因数与其焦炭生成的临界反应温度的关系图 从上图可看出，原料的性质不同，其临界反应温度就不同，随着k值的增加，临界反应温度相对减小。我厂所加工的任邱原油的k值为11.7左右，其临界反应温度区间为430460，炉出口温度选择为490500较合适，否则如果炉出口温

4、度过高或过低，都对焦化反应和开工周期不利。在实际操作中，开工初期炉出口温度选择为4931，随着开关周期的延长，热偶套管部分结焦，炉出口温度控制为4911较为合适。2.2.1.2 焦炭塔出口温度 影响装置开工周期的另一个温度是焦炭塔出口温度。焦炭塔出口温度越高，容易造成雾沫夹带，将焦炭塔中的泡沫带入大瓦斯线和分馏塔底，使大瓦斯线和分馏塔底结焦，降低装置的开工周期。尤其是在大处理量生产时，焦炭塔空高小，相对于泡沫层高，焦炭塔出口温度更需严格控制。控制焦炭塔出口温度的方法是向塔顶瓦斯出口打急冷油，我厂是用柴油和焦化污油作急冷油的，出口温度控制为425。2.2.2 操作压力 在温度确定以后，系统压力直

5、接影响着产品的收率。提高焦炭塔的压力可使较多的重质烃类残留在焦炭塔内不易逸出，增加了裂解缩合的机会，因而蜡油收率减少焦炭产率增加，由于气象烃类在焦炭塔内停留时间加长，进一步二次裂化反应进而产生更多的气体、汽油、柴油。在低压操作时，可克服上述不利因素，可多产蜡油馏分。目前我厂操作压力为0.190.20mpa。2.2.3 循环比当反反应温度、压力恒定以后，循环比直接影响着分馏塔蜡油干点，影响产品的比例和操作费用。当装置原料不足或希望多产轻油时宜采用大循环比。表-2、我厂焦化装置的主要操作参数与其他厂比较 操 作 条 件石家庄胜 利荆 门石油二厂茂 名锦 州原料任丘渣油胜利渣油大庆渣油沈北渣油原料进

6、装置温度 98290148119（炉2）82120对流入口温度 225290148170105185对流出口温度 245328301300340辐射入口温度 357367375364380367辐射出口温度 493494498496497497炉膛平均温度 795705830765790700焦炭塔出口温度 423分馏塔蒸发段温度378380388381350378焦炭塔顶压力 mpa02循环比016027019035012.3 加热炉焦化加热炉是焦化装置的关键设备，其运转的好坏直接影响焦化装置的开工周期。焦化加热炉的停工受炉管结焦的影响。焦化加热炉炉管结焦的原因有如下几个：2.3.1 a.

7、原料中的金属盐等在杂质在温度升高时沉降在炉管表面。 b. 轻度裂化发生在炉管内，加速了焦炭塔在炉表面的形成。 c. 夹带着焦粉的的循环油返回到加热炉，特别是当未控制好焦炭塔内泡沫层高度时，可加重炉底的结交。 d. 加热炉操作不稳，如炉膛火焰变坏，燃烧不均匀，局部过热；辐射进料量不稳或断量；注水不足或注水中断。 e. 燃料性质变化大。2.3.2 炉结焦的因素 原料性质、辐射炉管管外热强度的大小及分布、边界底层温度、渣油在焦化炉炉管内的热转化深度及管内截面真实流速及流型决定了炉管结焦速率的大小。焦化炉管内由于注水及轻质油的平衡化，实际处于两相流动状态。对于平衡管，两相流有以下几种形式： 图-2 水

8、平管两相流动的不同流动形式 显然，管内流程是导致炉管结焦厚度在周向产生差异的原因。由于两相流流型主要取决于汽液相流速，除温度、压力及原料物性外，汽液相流速主要与辐射油及注水量有关。因此在操作中，通过调整注水量来控制管内的流型，使处在高温区结焦比较严重的炉管处于喷雾状态，对延缓炉管的结焦很有利。在今年五月份焦化装置停工以后，虽然装置运行了将近400天，但炉管结焦不是很厚（最大3mm左右），说明上周期注水量合适。上周期注水量约占辐射量的1.58%左右。表-3 我厂加热炉现状与其他厂相比较项 目石家庄胜利石油二厂锦州设计热负荷mw15.75718.60820.934（炉2）23.795实际最大热负荷

9、 mw23.485炉型立式无焰炉立式立式辐射管规格mm/根数12710/4127101271212710/84辐射段加热面积m2382329366482管心距 mm250203250材质cr5mocr5mocr5mocr5mo对流管规格mm/根数1278/11212710/621028/1521278/120过热蒸汽管规格mm/根数1278/81028/101278/16注水管规格mm/根数606/64604/5610210/20606/192烟气回收形式热管热管厢式热管火嘴形式eri-1梅花a火嘴数量161002424 表-4 我厂焦化加热炉主要操作条件及其它厂对比 项 目石家庄胜利炼厂石油

10、二厂锦州设计加工 万吨/年4080100100入炉流量t/h一台二台三台二台处理量 万吨/年42.378.3387.92100.67原料流量 t/h6050/台55/1 64/2120入辐射温度 364367/1 358/2341/1 364/2367辐射出口温度 493494499/1 496/2497循环比0.160.270.1注水量 t/h1.582.0/单炉1.8/单炉3.36/单炉注水占进料比 %2.253.172.382.51图-3 我厂焦化加热炉改造前后流程图2.4 1997年我们对厂加热炉进行了部分改造，改造的内容如下：2.4.1 辐射管的进料方式进行了调整。原来进料方式是高进

11、下出，现改为底进中出，焦化油从底部第一根炉管进入加热炉的辐射段，从第八根出辐射室，由炉外转油线再从辐射顶部的第二排遮壁管进入辐射管，再从第九根炉管出辐射室。注水可从第一根炉管和遮壁管分别注入。2.4.2 火嘴进行了更换。将原来的火嘴更换为洛阳设备研究所研制生产的焦化炉专用燃烧器（eri-1）。2.4.3 注水管进行了调整。注水管由原来的十四排140根减少为四排56根。2.4.4 空气预热器的热管进行了改造。将顶部的四排钢水热管改为钢萘热管。2.4.5 加热炉取消了火墙。2.4.6 增加了管壁和堵头热电偶。2.5 改造后的效果2.5.1 采用底进中出的进料方式，可使炉管内介质的高温区和管壁外的辐

12、射热的高温区相对应，使炉管内介质的取热更加合理，可有效地防止炉管结焦。2.5.2 更换了燃烧器以后，改烧高压瓦斯，全年可节省蒸汽5000吨。2.5.3 解决了以前注水不足的问题，但带来的新问题是注水温度降低，增加了辐射段的热负荷。2.6 加热炉存在的问题及改进设想2.6.1 过剩空气系数偏高 气体燃料易于空气混合均匀，大量的资料表明，对一般的烧气火嘴，过剩空气系数在1.11.2左右及能保证完全燃烧，燃料量不变，当过剩空气系数从1.1达到1.5，加热炉内空气流量的变化情况及新增过剩空气在辐射室内的吸收热量（从140800）见表-5。表-5 过剩空气系数大小与瓦斯量、空气量和能耗的关系kg/h增量

13、,kg/hnm3/h增量,nm3/h能耗增量,kw 过剩空气系数=1.131758.61024530.8600过剩空气系数=1.234645.762887.1526760.942230.08531.96过剩空气系数=1.337532.905774.2928991.024460.161063.91过剩空气系数=1.440420.058661.4431221.106690.241595.87过剩空气系数=1.5 43307.2011548.5933451.188920.312127.83 标定实测过剩空气系数为1.46，过剩空气系数除了减少烟气带走的热量外，还可以减少电机的功耗，同时，由于过剩空气

14、系数的降低，导致辐射室烟气温度上升，也有利于辐射室的辐射传热，烟气中氧气含量的降低还有利于减少炉管表面的氧化。理论上导致过剩空气系数过高的原因可能有： （1）火嘴处需要较多的过剩空气才能使燃料完全燃烧； （2）炉体的漏风（炉膛为负压）； （3）过剩空气测量不准； （4）操作中阀门开度过大。 其中（2）、（4）可能是使过剩空气系数过大的主要原因，为此需要解决炉体的漏风问题。2.6.2 存在着偏流和偏烧 上一周期，存在着偏流和偏量的问题，尤其是在末期更加明显。北侧火明显偏大，但炉出口温度还低。本周期开工后，将辐射入口的两块孔板进行了调换，还未发现有偏烧和偏量的问题。2.6.3 炉顶遮蔽管未充分利用

15、 由实测数据可知，油品在遮蔽管内温升达32.6，每根炉管温温升达5.43，因此若将目前未利用的4根炉管充分利用起来可使温升10以上。2.6.4 注水温度过低的问题 分馏塔底温度为380，目前注水温度为209（液相），注水后油品温度降至365.8，温降达14.2，大大增加了炉管热负荷，将注水温度从现在的操作值提升到设计温度310（气），吸收热量变化的情况见表-6。 为了得到炉管结焦实测数据，在厂领导和车间的大力支持下，实测了南侧关键部位炉管的结焦重量和体积，实测数据见图2.21和表2-18至2-20，由于实测数据偏少，在另一生产厂家补测的数据见表2-21，报废炉管剖面结焦情况见下图。在停工充分扫

16、线的情况下，焦层仍含1-9%的重油，表明开停工会增加炉管结焦量的。炉管向火面下部结焦严重，控制管内流型和操作的平稳是非常重要的。表-6 注水量和注水温度和处理量的关系现流量60万吨/年2%注水60万吨/年3%注水55万吨/年2%注水55万吨/年3%注水流量，kg/h10581500225013752063209焓kw263.45373.52560.28342.39513.591mpa流速，m/s16.4423.3134.9721.3732.66310焓kw833.31181.431772.151082.981623.471mpa流速，m/s19.8928.2042.3025.8538.78吸热

17、量 kw569.85807.911211.87740.581110.88 从提高处理量的角度，建议利用目前本装置的低温热，提高目前的注水温度改注水为注汽。2.6.5 炉体的保温问题与炉管周向传热均匀性 去年在标定过程中，利用表面热流计，对焦化炉炉体的散热情况进行了测定，结果见表-7。表-7 97年标定散热损失 日 期项 目6月5日6月6日平均热流强度kcal/m2h11841289.25kw/m21.3771.5总散热损失kcal/h738816804492kw859.25936.00散热损失与总发热量之比%3.664.0 一般炉体的散热损失占总发热量的13%，在夏天其散热量即超过一般标准，说

18、明有必要加强炉体的保温。 在辐射室，燃料发出热量的90%以上是靠辐射方式传给管内的：如果辐射热流量为1，在管间距为2的条件下，从理论上可以分析出直接辐射给单排管的热量为0.658,如果炉墙散热损失为0，则反射给热量为1-0.658=0.342，正对于炉膛最大点热强度如为1，则正对于炉墙的最小热强度则为0.342,如果燃料发热量的4%被炉墙散失,则，则正对于炉墙的最小热强度变为0.302，正对于炉墙的半园面利用率约下降11.7%。或，如果将散热损失从目前的4%降至3%，2%，1%则正对于炉墙半园面利用率可上升2.92%，5.85% ，8.77%。2.6.6 炉管局部过热问题标定前在辐射炉管关键部

19、位增设了壁温测定，关键部位温度测定结果已接近cr5mo炉管的使用上限(600-650)，建议将这几根炉管换成耐高温的mo25ni20炉管（使用温度可达1000）。2.7 焦炭塔 焦炭塔系统对长周期的影响主要表现在泡沫层高度和大瓦斯线结焦上。泡沫层的高度是由原料性质、炉出口温度、处理量所决定的。原料中的芳烃含量越高，泡沫层越高，泡沫层的高度还和炉出口温度成反比，和处理量成正比。 我厂焦炭塔原设计是带堵焦阀的，在1995年检修时，我们取消了堵焦阀，新增设了甩油罐，改变了油气预热的流程，使油气自下而上预热，可避免因甩油不净引起突沸将焦粉带入分馏塔。 95年8月，在焦炭塔上还安装了中子料位计，用来检测

20、泡沫层和焦炭的高度，可很好的指导生产。根据经验积累，正常操作条件下，任丘减渣生焦的泡沫层高度为5.5米左右，而掺炼15%的催化油浆以后，泡沫层高度为6米左右。2.8 分馏塔 对分馏塔首先要满足产品分割的要求，提高产品的收率，同时在取热上尽量利用分馏塔下部高温位的热量，减少分馏塔上部塔板的回流比，以保证塔顶产品满足质量要求。 焦化装置的分馏塔的特点是下部换热塔盘容易结焦。为此在工艺上一是降低分馏塔低的温度，保证不大于390。二是避免分馏塔底油形成死区，塔底循环不能中断。此外另一个影响问题是0层的受液槽结焦（见图4）。零层塔盘受液槽结焦的原因是由于采用小循环比操作时，三层进料量小，造成舌型换热器塔盘干板，部分液体进入受液槽