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 462830<350馏出量 %<1.0<18.6<10.0四 组成 分 析 ppm 饱和烃芳 烃胶 质沥青质25.7949.4019.832.1026.0342.5629.300.45馏 程 hk 10% 50%310523208462208309433538 重金 v 属含 cu 量分 fe 析 ni ppm na1.40.039.325.60.3780.09219.60220.12812.5521.300.04518.2222.42总氮%0.407碱氮 ppm427.4固含量 %3.0（任丘重油为任丘减渣和催

4、化油浆的混合物，其中油浆占15%。）焦化原料的来源比较广，它不象催化裂化装置那样对原料的要求比较苛刻。原油经一、二次加工以后的c/h比较高的重质油都可作为焦化装置的原料。如减压渣油、热裂化渣油、催化裂解渣油和催化裂化油浆等。残炭是表示油品在加工过程中的生焦趋势。残炭物主要是集中在500以上渣油的胶质和沥青质中的稠环芳烃的骨架结构，是原料经裂解缩合反应后的凝缩产物。可理解为残炭是渣油中的胶质沥青质生焦化合物的前身。渣油的四组成决定了渣油的性质，确定了焦化装置工艺参数。硫和重金属含量的高低，决定了其产品的质量，原料中的硫经焦化反应以后，集中在气体和焦炭中，一方面对设备腐蚀严重，另一方面使焦炭的硫含

5、量更高，是原料的11.5倍，重金属主要沉积在焦炭中。98年3月29日分馏塔底循环线断裂和5月9日的焦炭塔安全阀短节裂纹和就是由于腐蚀造成的。我厂焦化装置的主要原料是任邱减压渣油。任邱渣油的饱和烃含量较高残炭属中等，金属含量也较低，说明含有较多的易裂解的烃类，为焦化反应提供了有利的条件。随着国家对油品市场的调整，市场对燃料油的需求量减少，为“吃干榨净”，于94年8月开始，焦化装置开始掺炼催化裂化油浆。油浆掺炼初期，由于掺炼的方法不当，使原料性质发生了很大变化，再加上未对操作参数进行及时的调整，因而造成了两次非计划停工。焦化原料中的稠环芳烃和胶质、沥青质是焦化反应中生成焦炭的主要物质，油品在焦炭塔

6、中的停留时间越长，炉出口温度越高，此部分物质越容易进行反应，分离越彻底。在油浆掺炼的初期，炉出口温度控制在492±1，因油浆掺炼没有一定的控制手段，时常造成掺炼量过大（有时高达60%）。掺炼量大以后，使原料性质发生变化，芳烃含量增加，使油品的临界反应温度上升，再加上处理量大，油浆中的轻组分多(如表-1)，因此在炉出口温度不变的情况下，使焦炭塔的气体线速增大（0.12米/秒），焦炭塔的泡沫层升高，油品在焦炭塔中反应不完全。特别在焦炭塔油气预热时，使大量的反应不完全的油气进入预热塔。在预热塔内由于有足够的停留时间，反应不完全的组分进行第二次缩合反应，使芳环“长大长胖”，缩合成为胶质、沥青

7、质，再进一步转化成为碳青质而沉积在预热塔底，将拿油线堵塞而非计划停工。根据实际操作经验和产品质量的要求，在油浆掺炼比15%的情况下，不会使原料性质发生大的变化，在其它条件不变的情况下，可保证装置长周期运行。原料性质见表-1。2.2 操作条件的影响 影响焦化装置长周期运行的主要操作参数是温度、压力和循环比。2.2.1 温度2.2.1.1 炉出口温度 焦化过程是热分解和缩合反应的综合过程。既有吸热反应，又有防热反应，综合结果为吸热过程。为此，加热炉出口的操作温度（炉出口温度）明显地影响着分解和缩合反应的深度。温度低，使生焦反应进行不完全，生成沥青状油焦或软焦，重烃类不能汽化，严重降低了液体产物的收

8、率，焦炭产率增加，除焦困难。温度太低，反应的油气向分馏塔提供的热量不足，影响分馏效果和操作。温度升高，使焦化反应完全，温度升高，则使炉管和大瓦斯线提前结焦，降低开工周期，同时生成的焦炭硬度增加，造成水利除焦困难。炉出口温度是根据原料性质、产品质量等因素而确定的。 焦化反应随着温度的升高，过程大致如下： 烷烃烯烃二烯烃环烷烃芳烃稠环芳烃沥青质焦炭 环烷烃 原料中各组分裂解和缩合能力为：烷烃>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

9、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493±1，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491±1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

10、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

11、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 79

12、5705830765790700焦炭塔出口温度 423分馏塔蒸发段温度378380388381350378焦炭塔顶压力 mpa0·2循环比0·160·270·190·350·12.3 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. 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

13、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

14、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 mw23.485炉型立式无焰炉立式立式辐射管规格mm/根数127×10/4127×10127×12127×10/84辐射段加热面积m23823293

15、66482管心距 mm250203250材质cr5mocr5mocr5mocr5mo对流管规格mm/根数127×8/112127×10/62102×8/152127×8/120过热蒸汽管规格mm/根数127×8/8102×8/10127×8/16注水管规格mm/根数60×6/6460×4/56102×10/2060×6/192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二厂锦州设

16、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下出，现改

17、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射热的高温

18、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,kg/h

19、nm3/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，由于过剩空气系数的降低

20、，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 由实测数

21、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。在停工充分扫线的情况下

22、，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吸热量 kw5

23、69.85807.911211.87740.581110.88 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，说明有必要加

24、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位增设了壁

25、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，