用动态实验考核重油热裂解产物分布模型.doc

用动态实验考核重油热裂解产物分布模型 第53页2.2 用动态实验考核重油热裂解产物分布模型摘 要 用计量泵将减压渣油打入电加热模拟焦化炉炉管并加热到大约500，用湿式流量计计量裂解气的体积并用气相色谱分析裂解气的组成，由特定的采样器对全油样急冷，利用液相色谱对渣油及裂解油进行切割分析得到窄馏份转化率；用全过程模拟的方法对实验过程进行模拟，3个动态实验条件下的出口转化率模拟结果基本与实验值相符，说明重油热裂解产物分布模型可以用于焦化炉管内过程模拟。关键词 焦化炉 管内模型 模拟 动态实验 出口转化率石油炼制中减压渣油的平衡利用，是世界炼油工业中普遍存在的重大课题。目前渣油转化基本采用加氢、脱碳或将二者有机结合的转化途径。其中延迟焦化工艺由于投资及操作费用较低，对原料适应性强，热转化率高，一直是重油轻质化的主要途径。焦化炉是延迟焦化装置的核心设备。决定了整个装置的操作周期、能耗水平及液体收率。如何对焦化炉结构进行优化设计？如何在较低的操作费用及设备费用下提高轻油收率，并使生产过程达到最优化？有必要建立可靠的模拟模型，以对焦化炉管内外整个过程进行模拟。热裂解产物分布模型是焦化炉管内过程全面模拟的基础，管内介质压降、反应热、汽化率、热转化率及停留时间等关键工艺参数的计算，都必须基于热裂解产物分布模型，模拟结果是否可靠取决于各个模型及关联式是否可靠。有关重油热裂解产物分布、汽液相平衡、两相流、热焓及反应热模型的研究及使用方法参见文献1，鉴于引用模型与关联式，在其它文献中已作可靠性及适用范围评价，因而有必要对新开发热裂解产物分布模型的可靠性进行考察。由于工业炉难以保证平稳操作及出口取样困难，在中石化总公司的支持下，建立了一套便于调整操作和取样的电加热焦化炉模拟装置，将减压渣油从380左右加热到500，通过急冷后，实测出模拟炉出口裂解产物分布，并对过程进行模拟，比较出口模拟结果与实验结果的差异，以考察热裂解分布模型与其它模型一起应用于流动过程模拟的可靠性。1. 实验过程简介焦化炉模拟实验装置见图 1。原料油来自现场减压泵调节阀后。 经过装置预热炉烟道气预热后进入原料油储罐 ， 经型过滤器过滤后进入额定流量为500l/h额定压力为1.6mpa的高温计量泵，泵出口处装有压力表， 以测定泵出口压力。使用前用水对泵进行标定，以保证计量的准确。为保证流量平稳，进入系统前，通过缓冲罐 以减少流量的不均匀。预热炉直径为480mm，高为1050mm， 内衬陶纤毡以保温。用炼厂催化干气作为燃料，为克服瓦斯压力波动给预热炉温带来的影响，在燃料进实验装置前由缓冲罐稳压后，再经减压阀减压，然后再通过调节阀调节流量。长约12m的202mm的1cr18ni9ti不锈钢管盘绕在火嘴四周将渣油在预热炉内提高到380-390左右再进入电加热实验炉， 炉膛装有热电偶以观察控制炉温，炉管出口处装有热电偶和压力表以控制出口处温度并测量出口处的压力。模拟炉炉管采用102的不锈钢管，每根长度为3.15m。共5根。管壁上焊有热电偶以监测壁温。炉管出口转弯处装有热电偶套管以测量油温，并由5块702温控仪表，通过调节入炉电流将炉管出口温度控制在给定值附近。为保证模拟炉炉管受热均匀，炉管外衬用373的普通碳钢钢管，每隔400mm炉管外衬一瓷环，以免炉管和衬管直接接触造成局部过热。外面用电热瓦进行加热，为了避免高温油品取样后继续反应，将炉出口处的裂解油通过急冷器急冷至350以下再采样。 采样时，先用n2置换采样器中的空气以避免热渣油直接与空气接触而引起裂解油的氧化，为减少采样误差，采样器容量较大（约10升）。原油进装置前，先用蒸汽预热整个系统，并检查温度测量系统。将原料油打入实验系统待稳定后，从急冷器取样进行分析。用湿式流量计计量裂解气的体积，用气相色谱分析裂解气的组成，用天平将裂解样称重，可得到热裂解的产气率，由渣油及裂解油的实沸点蒸馏曲线，可得到某一流程范围内的窄馏份转化率。2. 模拟方法简介 参见图 1将模拟炉管分成510段，假定每段管内油品性质均匀一致，且与上游已知的截面性质相等，从进口开始，计算到出口。 由于实验过程中散热损失不易确定，不能确定每段炉管的热强度，假定每根管内升温速度为定值，各管截面上的温度由该根管进出口截面温度内插求得。图 2 模拟炉中任意计算段参见图 2，假定炉管任意计算段i上游截面为i，下游截面为i+1，不计炉管截面速度分布，设管段内流速为u，长度为，则油品在计算段的停留时间为： =/u （1）当反应为级时，管段i内的总转化率与截面处总转化率i及管段内总反应速度常数之间的关系为：i+1i（i）（exp(-)） （2） 虚拟组分进出计算段的热转化率xji，xji+1为：xji+1-xji=k/k （3）可由上游截面已知的xji，计算出出口处组分的热转化率xji+1，上式中k、k为在管段温度下虚拟组分及总包反应速度常数。下游截面处各虚拟组分组成ji+1为： ji+1j0xji+1 （4）式中的j0为进口处虚拟组分的质量分数。管段中的流速与介质质量流量、汽化率及气液相密度有关。截面压力由进口已知压力及两相流模型求得的压降得出；汽化分率由截面组成、温度、压力根据平衡汽化模型求得；详细的计算方法参见文献1。3. 实验及模拟结果对比分析 在升温速度基本一致的情况下，采集了三组裂解油全样，实验的采样条件见表1。图3为进实验装置原料油（减压渣油）及经过加热炉加热裂化后的三组裂解油模拟实沸点曲线。图3表明，减压渣油经过模拟实验炉加热后，发生了明显的热裂解反应，随着流量降低，停留时间增长，反应深度增大。需要说明的是，由于模拟炉管较实际工业炉管少，油品在管内停留时间短，裂解油在管内的反应深度较实际炉经验值低。实验13e管出口裂解转化率实测及模拟结果的结果见表 2及图 4， 总热转化率模拟结果及窄馏分分布基本与实测值相符。表1 实 验 条 件项 目流 量温 度（）（l/h）a管入口b管入口c管入口d管入口e管入口e管出口实验185.0377.0413.59432.41455.68475.92500.27实验2113.0376.0404.16422.77450.04475.97499.79实验3140.0376.0404.64422.53451.92475.45500.51表2主要实验及模拟结果项 目实 验 1实 验 2实 验 3实验值模拟值实验值模拟值实验值模拟值裂解气样重(g)12.3/9.6/5.3/裂解油样重(g)7272.5/6446.6/3113.4/产气率(m%,下同)0.16880.1780.14890.1300.16990.112总热转化率4.28 2.862.73802.0832.0001.808出口210馏分收率0.1600.250.2650.1830.1250.158出口210-330馏分收率2.380.8280.4820.6030.1190.518出口330-510馏分收率14.3413.9814.5913.6114.3313.47图5为油品在不同管段的停留时间，图6为不同截面的转化率模拟值，模拟结果表明在420以前基本未发生裂解反应，在430左右可以看出油品流速对裂解反应的影响。这些结果与静态实验时观察到的现象是一致的。主要参考文献： 1 xiao jiazhi etc, process simulation for a tubular coking heater petroleu