裂解炉操作手册

1、EN -U003(0703 页码:1/78 裂解炉操作手册 S&W lntemqtionalInc在要求时应该将它返回。未经斯通和韦伯斯特国际有限公司的书面许可,严禁复制本资料的 内容、将它披露给第三方、或者用于其专用目的以外的其它用途。 目录1.1. 介绍 . 42.1. 总则 . 5 2.2. 原料 . 7 2.3. 裂解条件 . 14 2.4. 裂解机理 . 22 2.5. 成焦机理 . 24 2.6. 裂解深度 . 252.7. 裂解深度对产品分布的影响 . 283.1. 工艺描述-总则 . . 31 3.2. 新鲜进料炉, F -1110到 F -1170 . 32 3.3. 新鲜进

2、料炉-循环气体裂解, F -1160到 F -1170 . 383.4. 循环炉-位号 F -1180 . 384.1. 总则 . 42 4.2. 裂解炉控制 . . 424.3. 裂解炉引风 . . 465.1. 介绍 . 48 5.2. 急冷换热器 . . 48 5.3. 急冷换热器中的结焦 . 50 5.4. 清理急冷换热器 . . 51 5.5. 蒸汽发生系统 . . 52 5.6. 汽包排污 . 54 6.1. 总则 . 56 6.2. 蒸汽发生系统的化学清洗 . 57 6.3. 裂解炉管道的清理 . . 58 6.4. 裂解炉的操作前检查 . 60 6.5. 干燥操作 . 666.

3、6. 测试裂解炉蒸汽系统的 PSV . . 827.1. 裂解炉开车 . . 85 7.2. 裂解炉正常操作 . . 100 7.3. 裂解炉停车 . . 1057.4. 裂解炉操作模式切换 . 1258.1. 清焦的条件 . . 132 8.2. 蒸汽/空气清焦操作 . 1358.3. 清焦的完整性 . . 1409.1. 高压水力清焦 . . 140 9.2. 机械清理 . 141 11.1. 预计工况 . 143 1.0设计基础1.1. 介绍抚顺石化分公司乙烯装置的成功运行要求所有操作人员都能理解其工艺设计,并熟悉影 响装置产率、装置安全性、生产能力、以及运行连续性的因素。这包括了解所有

4、主要设备的 性能参数,熟练掌握为了保护人员和设备而组合到本装置设计中的所有联锁和安全装置,尤 其是在紧急情况下如何应用这些装置。本手册中给出的说明主要是为了给装置管理人员提供一个总体指南。关于更详细的说明 (例如, 其内容包括逐个阀门的操作步骤, 启动前的安全检查清单, 目标设备操作条件, 等 , 应该由抚顺方面在操作人员培训阶段进行编制。还应该认真遵守由设备制造商提供的说明书;它们可以作为本手册的补充资料。本手册中给出的温度、压力和组分应该理解为近似值,可在建立初始操作条件时作为指 南使用。随着工厂操作经验的积累,应该对这些值进行优化,以获得最佳操作条件。本操作说明书给出了对工艺的详细描述,

5、描述了裂解炉公用工程系统,并讨论了安全操 作规程。 这些说明也描述了典型的开车顺序, 并给出了正常情况下和紧急情况下的停车规程。 2.0蒸汽裂解工艺2.1. 总则乙烯在本装置中的生产原理是,通过在裂解炉中对烃和蒸汽混合物进行高温裂解,形成 富含乙烯和其它烯烃气体的复杂混合物。本装置还生产原始裂解汽油和燃料油。其它副产品 包括丙烯和混合的 C4(四碳烃;它们与乙烯一样,也是有价值的化工原料。乙烯、丙烯、 和丁二烯含有一个或多个化学双键;从化学意义上讲,它们被归类为链烯烃。其它被裂解的 产品包括氢气(它在装置内部的加氢反应器中消耗掉和甲烷(它被用作燃料气。裂解流 出物也包含少量的乙炔(三键烃;它们

6、将在下游除去,以满足成品乙烯和丙烯的产品技术 规格。装置内部生产的乙烷和丙烷被循环回到裂解炉区域,并被裂解,在循环炉内消耗掉, 以增加乙烯产率。裂解反应可以划分成两大类:主反应和副反应。主反应涉及到打开大的分子来形成自由 基(不稳定的基团;然后,自由基重新组合、形成新的分子,包括链烯烃(乙烯,丙烯, 和丁二烯。这些主反应后面跟着副反应;在副反应中,链烯烃组合在一起,形成较大的分 子和氢气。因此,快速冷却裂解后的流出物非常重要,以免发生我们不想要的副反应。快速 冷却到副反应速度很低的温度, 能够最大化乙烯产率。 典型的裂解炉裂解炉管反应时间在 0.15到 0.20秒的范围内,而在离开反应区域开始

7、急冷的的时间间隔在 0.01秒内。高温、低压条件下,生成链烯烃的主反应得以加强。烃的分压是烃分子近似性的衡量方 法。低烃分压有利于提高乙烯产量,这也是在裂解流程中使用稀释蒸汽的原因之一。尽管稀 释蒸汽在最小化结垢反应方面有好处,但是裂解操作仍然会生成一些焦炭,因此裂解炉和换 热器必须定期进行清焦处理。清焦是利用蒸汽/空气混合物对焦炭进行混合烧焦而实现的。在相同的裂解条件下, 不同的原料产生的乙烯产量也不同。 一般来说, 较轻 (比重 和 较低沸点的原料裂解产生的乙烯产量也高。稀释蒸汽注入到原料中以降低其烃分压和较少焦质的沉积。烃分压越低,目标产物的产 量越高,在裂解炉和急冷换热器中结焦速度也越

8、低。稀释蒸汽最佳的注入量取决于原料类型及性质。总的来说,越轻的原料所需的稀释蒸汽 也越少。由于以下原因增加稀释蒸汽用量是不可取的: 较高的最终裂解炉炉管压力将会部分抵消通过较高的蒸汽与原料比而获得的较 低烃压力。 线速度越高越能侵蚀辐射段炉管出口管铸件和跨接管件。 当稀释蒸汽到达某值时,再增加蒸汽比也不会产生额外的乙烯。乙烯活性很高;在辐射炉管出口处存在的较高温度下,它不稳定。为了防止副反应造成 的乙烯损失,有必要尽快冷却离开辐射炉管的气体,以减少副反应造成的不利影响。这是在 裂解气急冷换热器中进行的;这就是新鲜进料炉(F -1110到 F -l170中的“选择性线性换热 器(SLEs ”,或

9、者是循环炉(F -1180中的 USXs 。 2.2. 原料新鲜进料炉(F -1110到 F -1170可以裂解的原料如下:液体进料石脑油加氢 尾油(HTO 粗柴油轻质烃循环 C5循环进料循环乙烷循环丙烷F -1110, F -1120, F -1130和 F -1140属于重质进料裂解炉;它们既能裂解“重质进料”, 也能裂解“轻质进料”。 F -1150, F -1160和 F -1170属于轻质进料裂解炉;它们只能裂解“轻 质进料” 。 循环炉 (F -1180 处于清焦操作, 裂解循环进料 C2/C3可进入 F -1160和 F -1170的 A 炉膛进行裂解。一(1台重质进料裂解炉被指

10、定作为备用。 循环炉可裂解的原料如下:循环进料循环乙烷循环丙烷上述进料将被混合,作为单一进料物流在循环炉(F -1180中一起裂解。 表 2.2.1 石脑油技术规格 表 2.2.1 石脑油技术规格(续 表 2.2.2 加氢 尾油的技术规格 表 2.2.3 粗柴油的技术规格 表 2.2.4 轻质烃的技术规格 表 2.2.5 循环 C5的技术规格 表2.2.5循环 C5的技术规格(续 2.3.裂解条件裂解炉中乙烯和丙烯的总体产量受进料类型和裂解深度的影响。裂解条件应该保证,对 于每一种 OMB 工况,下游要求都能满足。表 2.3.1、表 2.3.2和表 2.3.3中显示了基于 OMB 工况 的每个

11、裂解炉的烃进料数量。每一种 OMB 工况的裂解条件显示在表 2.3.4中。 表 2.3.1OMB :裂解炉进料分布,第 1种工况, A /B 表 2.3.2OMB :裂解炉进料分布,第 2种工况, A /B 表 2.3.3OMB :裂解炉进料分布,第 3种工况, A /B 备注:1.裂解炉 F -1150, F -1160,和 F -1170只是“混合石脑油进料裂解炉”。2.“混合石脑油”是加氢 C5循环、轻质烃、直馏馏分石脑油 1、直馏馏分石脑油 2、和 焦化加氢石脑油的混合物。3.对于裂解炉 F -1130的情况 1B、 3A和 3B,以及对于裂解炉 F -1120的情况 1A、 1B、

12、2A、和 2B(此处,不同的进料在裂解炉的一个炉膛或 半个炉膛 中裂解,可以调节进料流 量或稀释蒸汽比例,以保证在 两个炉膛(四个进料方向 上均匀的热量分布和裂解条件。 表 2.3.4 所有情况的裂解条件 表 2.3.4所有情况的裂解条件(续 2.4. 裂解机理从饱和或是富氢的原料生成有用的烯烃如乙烯和丙稀的主反应基本取决于反应的温度和 时间,尤其是取决于最高的反应温度或炉管出口温度(COT 。副反应是涉及裂解主反应的 产品;因为它们通过分子的组合而构成的,所以它们受反应中这些分子结合在一起时紧密程 度的影响 ;换句话说,也就是受烃分压的影响。可以把分压看作蒸汽比例和总反应压力共同 作用的结果

13、。高的烃分压不利于生成乙烯产品,因此,降低蒸汽比例或增大炉管出口压力能减小特定 产原料的乙烯产率。丙烯不受此方式的影响,因为它自身裂解产生乙烯和甲烷。这样,虽然 可以通过改变蒸汽比例和压力而改变丙烯与乙烯的产率,但对于实际而言,这些变量与烃原 料速度一样保持固定。因此,对产品产率分布的主要通控制 COT 即炉管出口温度。 裂解反应是从烃分子分解成不稳定的甲基和 /或乙基这样的化学活性基团开始的。 这些活 性基团会引起如下一系列的其他反应: CH 3和H自由基与原料的反应。 C 2H 5与原料的反应或分解。 大自由基的分解。链增长反应:自由基 CH3或H从反应物上提取一个氢原子,生成具有更大分子

14、量的 基团, 加成反应:一个基团和一个分子结合生成一个单个基团: 链终止反应:两个基团结合生成一个分子: 由主反应生成烯烃的副反应类型很多 。上述的加成反应就是典型例子。主要链烯烃的脱 氢反应也会发生。也能发生形成较大稳定分子的缩合反应,例如环二烯烃和芳香烃。反应物在较低的转化率和裂解深度时,副反应并不非常明显,这是因为主要链烯烃的浓 度低,从而它们的分压也低。在高的主反应物转换率条件下,伴随着较高的温度和链烯烃分 压 副反应将 占主导地位。副反应除了能减少我们希望的链烯烃产品以外,它还能最终导致结 焦。在相同的裂解条件下,不同的原料的乙烯产率也不同。一般来说,原料中的氢气含量越 高,能获得的

15、乙烯产率就越高;也就是说,乙烷原料能生产的乙烯比石脑油多,而石脑油的 生产的乙烯量要大于常压粗柴油生产的。2.5. 成焦机理在裂解操作过程中, 裂解炉辐射段炉管的材料和内部表面的涂层容易集炭或是结焦。这 种结焦机理涉及到脱氢反应,即小的芳香族原子转变成大的复杂的芳香族聚合物 ,继而形成 的混合物的脱氢反应,然后这些混合物就附着在炉管的内表面而形成焦炭。产物母体分子可能存在于原料中,或者在热裂解过程中合成。因此,如果原料中含有相 当数量的芳香烃或重组分, 那么将很容易形成焦炭。 乙烯生产所使用的原料相对来说 富氢 (单 分子 。随着裂解反应的进行, 富氢逐渐被分离生成氢气 ,而剩余部分的 氢(单

16、分子含量 会越来越小。这种 缺乏氢的现象 表现为生成分子量不断增大的芳香烃分子;它们倾向于生成 焦炭, 从而在辐射炉管与下游热量回收设备的表面上结垢。 最终, 如果在较高的裂解深度下, 原料中几乎所有氢被消耗掉, 留下含有很少氢或不含氢的类似于焦炭的残余物 。通过尽可能 具有选择性的裂解,烯烃产量增加,结焦被降低到最小程度。 此过程是在辐射裂解炉管中, 通过短停留时间、高温、低压力降、和最佳稀释蒸汽与烃进料比的组合来实现 。 USC 裂解炉 系统具有这些特点:实现最大化乙烯和其他有价值的副产品的产量,最小化非期望产品。随 着裂解裂解深度的增大,由于炉管中温度的不断提高,焦炭产物母体分子变得越来

17、越丰富, 它们的热力学活性也越来越高。因此,具有低氢含量和高芳香烃及高重质成分含量的粗柴油 将能够比石脑油更容易结焦。焦质也可通过其他的机理和环境条件形成。 乙烷裂解需要较高裂解温度才能达到高转化 率 。这样,由乙炔形成焦质的反应更容易,特别是当辐射段管壁的热点产生时,靠近管壁涂 层的裂解温度使分解反应更容易进行: 这种反应生成的焦质与芳香烃形成的较软的焦层相比,更硬,更致密。2.6. 裂解深度2.6.1 裂解深度的概念对于特定的反应物/原料来说,转化的程度是裂解裂解深度的指标。该反应物的特定产 品分布与反应的剧烈程度相关。为了以恒定的方式预测产率分布、并设计出能满足性能要求 的热裂解炉管,

18、Stone & Webster (斯通和韦伯斯特公司使用了“动态裂解深度函数(KSF 概念”,其中, 它类似于:式中:Kt =反应速度常数,秒 -1,处于任何反应物的温度(t 时K5=正 戊烷的反应速度常数,秒 -1=停留时间,秒=反应物的消失分数(转化率KSF 是给定原料的辐射裂解炉管中分解程度的一个定量指标。这个函数考虑了辐射炉管 内部的时间/温度关系,是用于裂解产率纠正的一个可靠参数。KSF 关系能够采用正戊烷消失率的术语来表示,因为它能够针对进料和流出物分析而容 易地测定。因此,它的分解是石脑油转换程度的一个良好衡量指标。反应速度的测定需要使 用阿仑尼乌斯(Arrhenius 公式,频

19、率系数和正戊烷的活化能。 Stone & Webster 公司进一步 将 KSF 原理用于诸如正癸烷之类的重质原料,作为除了正戊烷以外的消失率的衡量指标。对 于气相原料的情况,例如乙烷和丙烷裂解,使用重要组分之一的转换速度。 按照裂解裂解深度而言, 1.0的 KSF 指示非常低的裂解深度, 而 4.0的 KSF 则代表高的裂解 深度,最大的 KSF 依赖于原料。在相同的裂解深度下,裂解炉管操作的不同停留时间能产生截然不同的产率格式。短停 留时间裂解炉(USC 具有较低的甲烷/乙烯产出比,以及相对较高的链烯烃产率。2.6.2 裂解深度的经验纠正经验表明,裂解深度的一个有意义、可靠的方法就是在裂解

20、气中通过测量甲烷、乙烯和 丙烯的摩尔浓度来得到。这些值联合成裂解深度的分析解析函数(ASF , 定义如下,单位: mol 。 尽管 ASF 所取的数值时纯经验的,但它的优点是不需测定裂解气中汽 /油比,就可以通过 测定裂解气组成来测定 ASF 。因为在室温下,以上的组成都不是液相,所以并不需要总的物 料平衡。通过 n-戊烷来测定 KSF 需要通过抽样来测定气 /油比,因为相当一部分常态戊烷将和 液相汽油馏分一起冷凝。总之, 对于石脑油裂解来说, 0.2的 ASF 对应于低的裂解深度, 而 0.65则代表高裂解深度。 对于重质油裂解, 0.2的 ASF 数代表相当高的裂解深度。在某种程度上讲,

21、ASF 依赖于原料质 量。根据经验,我们将可以补偿 ASF 和 KSF 计算值之间的差异,从而根据原料的变化对裂解 进行调整。2.6.3 裂解深度的实际测定由于 KSF 不能在裂解炉上容易地测得,所以能够使用其它方法来控制操作裂解深度。对 于给定的原料和裂解炉操作条件,可以利用下列参数中的任何一个对操作裂解深度进行日常 检查;这些参数与 KSF 有直接关系: 裂解气密度(有用,但目前的做法是通过裂解气分析测得 裂解气分析的解析裂解深度函数(ASF 裂解气分析 -丙烯与甲烷比 裂解炉炉管出口温度裂解炉配备了裂解气在线分析仪;它们周期性地监测裂解炉的裂解深度。2.7. 裂解深度对产品分布的影响当在

22、辐射炉管中裂解典型原料时,主要裂解产物的分布取决于裂解深度。我们假设烃和 稀释蒸汽的流量为恒定的,炉管出口压力也是常数。通过将裂解深度划分成三个区域,就能 形象地表达裂解反应的进程。这些区域将在下面讨论。在区域 1中,直到 KSF 1的裂解深度,主要反应涉及到原料中饱和烃的消失。产生的丁二 烯大部分在二次反应中脱除,因此,在此裂解深度区,此种有价值的副产品的产率是低的。 在区域 2中, 随着 C5及 C5+原料的迅速减少, 主反应继续进行, 但二次反应变得重要。 该 区域的范围是 KSF 值为 2至 2.5之间。氢气、甲烷、总的 C2以及丁二烯的产量开始是持续迅速 增加的, 随后以逐渐减少的速

23、度反应之本区的终点。 在 KSF 值为 1.7时, 丙烯的产率达到最高, 在此点,丙烯的消失速度与其生成速度相等。在区域 3中, 主反应已经基本上停止, 混合物组分进一步的变化是由于副反应; 其中, 稳 定芳香化合物的形成、以及丙烯的和 C 4 直到 C 5+产率则随着裂解深度的增大而继续减少。柴油的裂解机理与石脑油的裂解机理类似。轻质组分的收率与石脑油裂解遵循相同的方 式。但液相产品的收率是不同的。 未裂解的 AGO 的沸点范围是 250至 365,而汽油产品的终 熘点是 205。在裂解深度为零时,将产品定义为 100%的燃料油。随着裂解深度的增加,燃 料油或者未裂解的进料迅速减少,汽油产品

24、增加。最后,随着裂解裂解深度的增加,汽油的消失速度超过其形成速度。在裂解粗柴油时, 产品中的汽油部分在相当低的裂解深度下经过一个峰值。不过,由于二次缩合反应,燃料油 的产率随着粗柴油的高裂解深度裂解而增加。在辐射段炉管出口处的乙烯,在高温下,具有极强的活性。为了防止乙烯损失,有必要 将辐射段炉管出口处的裂解气尽可能的冷却,以减少副反应发生。该冷却将在急冷换热器中 进行。 3.0USC 裂解炉3.1. 工艺描述-总则装置的热解炉段包括用于裂解新鲜液体进料的七 (7 个 “U” 形 “超级选择性转换 (USC ” 裂解炉(F -1110到 F -I 170,以及一(1个用于裂解气相循环进料的“M”

25、形 USC 裂解 炉(F -1180。这些裂解炉的设计能够生产 800,000 MTA乙烯(年产 80万吨。裂解新鲜液 体进料的七(7台裂解炉中的每一个都采用双炉膛配置,每个炉膛中具 88根U型辐射炉管, 每台裂解炉总共有 176根U形炉管。 每个 U 形炉管由两个串联的管组成; 出口管的直径稍微大 于入口管 (或者称为变径 。 USC-12M 型循环气裂解炉为单炉膛 (辐射室 结构, 12根 M 型 炉管在炉膛中一字排列, 每个M形炉管包括六 (6 个串联的垂直管, 具有一个变径管, 在顶 部和底部利用回流弯头连接起来,形成一个螺旋形炉管。点火是通过内部生成的残余气体燃料和开车燃料(LPG

26、,液体石油气,采用用从炉底 垂直向上的 100%的底部燃烧,。烧嘴采用低 N O x (氮氧化物型,供燃烧的氧只通过环境 空气来提供。每个加热器配备有一个补偿(相对于辐射室对流段,设计用于从离开辐射段的热烟气 中回收余热。烟气最后通过烟囱排放到大气中。裂解炉运行所需的引风由在安装在对流段上 方的引风机提供。从每台 USC 176U型裂解炉的辐射炉管中出来的裂解气体在 “选择性线性换热器 (SLE ” 中急冷,在直接急冷器中进一步冷却,然后送到急冷油塔。离开循环炉辐射炉管的裂解气体 在“超级选择性换热器(USX ”中急冷,在直接急冷器中进一步冷却,然后送到重质燃料 油汽提塔。裂解炉设计上能够处理

27、各种新鲜原料和循环物流,运行中不会有任何干扰。下列将描述 每个类型的裂解炉:3.2. 新鲜进料炉, F -1110到 F -11703.2.1 对流段对流段能够从离开辐射炉膛的烟气中回收热量。回收的热量用于各种用途,从而提高裂 解炉的整体热效率。对流段将用于预热烃(HC 进料和超高压 (SHP 锅炉给水(BFW , 并用于过热稀释 蒸汽(DS 和 SHP 蒸汽。新鲜进料炉包含一个单独的补偿对流段;它布置在成对辐射炉膛的 中上方。每个对流段包含下列炉管(从顶部到底部:a .烃预热 HC PH 1b .锅炉给水省煤器 BFWc .烃预热 HC PH 2d .烃+稀释蒸汽 1 HC +DS1 e .

28、稀释蒸汽预热 DS PH f . SHP 蒸汽过热 1 SHPSS1,减温器前g . SHP 蒸汽过热 2 SHPSS2,减温器后h .烃+稀释蒸汽 2 HC +DS2新鲜烃进料通过四个 (4 流量控制阀, 在单独通道控制之下进入裂解炉。 在整个对流段 中,都维持这种四(4通道配置。原料在四(4通道的逆流 HC PH 1炉管中预热,在对流 段的两侧各有两(2个通道进入。进料随后在 HC PH 2炉管中进一步预热。稀释蒸汽在流量控制之下进入裂解炉; 具有四 (4 个流量控制阀, 以便维持单独通道控 制。稀释蒸汽进入四(4通道逆流 DS PH管束;在对流段的两侧各有两(2个通道进入。 来自每个通道

29、的过热后的稀释蒸汽被送去与烃进料混合。在轻质进料裂解炉中,在外部混合三通中,来自稀释蒸汽预热对流段炉管的过热稀释蒸 汽将注入到来自 HC PH 2对流段炉管的经过预热的烃进料中,然后重新进入对流段。稀释蒸 汽根据需要在进稀释蒸汽预热炉管前与 DMDS 混合,并与预热后的烃混合。烃和稀释蒸汽混 合物将进一步在 HC +DS 1对流段炉管中、接着在 HC +DS 2对流段炉管中相继预热。在重质进料裂解炉内,当裂解重质进料时,稀释蒸汽将分两次喷入到烃进料中。整个稀 释蒸汽中的一部分(对于粗柴油进料为 5%,对于 HTO 进料为 20%将注入到来自 HC 预热 2对 流段炉管的预热后的重质进料中。 重

30、质进料烃和部分稀释蒸汽混合物在 HC +DS 1对流段炉管 中进一步加热。 将一部分稀释蒸汽喷入到重质进料中不仅能保护 HC +DS 1对流段炉管、 防止 其结焦,而且还能改善传热效果。稀释蒸汽的剩余部分将在 DS PH对流段炉管中过热,然后 通过 S&W公司的专利重质进料混合器, 添加到来自 HC +DSl 炉管的重质进料烃和部分稀释蒸 汽混合物中。 此混合器能保证重质进料在进入到 HC +DS 2对流段炉管中进行最终预热之前能 够完全气化。在重质进料裂解炉内,当裂解轻质进料时,来自 DS PH对流段炉管的过热后的稀释蒸汽 将被喷入到来自 HC PH 2对流段炉管的预热后的烃进料中。 烃和稀

31、释蒸汽混合物在 HC +DS 1对流段炉管中进一步加热。 烃和稀释蒸汽混合物然后被送到 HC +DS 2对流段炉管中, 进行最 终预热。当循环炉(F -1180停下来进行清焦时,循环气体被送到轻质进料裂解炉(F -1160或 F -1170的一(1个炉膛;此处,它以大约 0.6 S/HC 比例和 65%当量乙烷转换率进行裂解。 循环物流送到进料分布总管, 通过进料控制阀分配给轻质进料裂解炉的两 (2 个对流段通道。在 HC PH 1炉管底下,设置了两(2通道、逆流式 BFW 省煤器管束;其设计意图是,预 热裂解炉急冷系统中产生 SHP 蒸汽所需的 BFW 。 BFW 的流量通过三 (3 元件控

32、制系统设定; 而 BFW 流量控制则通过离开汽包的饱和蒸汽流量与汽包中的液位而重置。裂解炉急冷系统生成的蒸汽在一个两段式 SHPSS 炉排中过热。第一个管束 SHPSS 1为六 (6 通道的逆流管束。 过热后的蒸汽在出口处组合到一个通道中, 然后在外部温度调节站中 进行调温。温度调节器的设计意图是,通过在温度控制的条件下将 BFW 喷入过热蒸汽中,将 SHP 输出的最终过热温度控制在 520。然后,经过调温的蒸汽在六(6通道逆流 SHPSS 2管束中进一步加热到期望的过热温度。 3.2.2 辐射段每个新鲜进料炉均采用双炉膛配置,具有两(2个相同的对称辐射炉膛。USC-176U 型裂解炉共有 1

33、76根 U 型辐射管, 分为两个炉膛, 每个炉膛内悬挂单排 88根炉 管。 在对流段预热过的原料烃和稀释蒸汽的混合物由 4根横跨管分别引入到 16个辐射段入口集 合管中,每根横跨管连接 4 个集合管,每个集合管再通过 11根辐射管将裂解原料输送进炉膛 中。每个辐射炉管的入口处布置的文丘里喷嘴保证了到所有辐射炉管的进料的均匀分布。这 种流量文丘里元件能形成临界流量;在此条件下,流量只是上游压力的函数,与下游压力无 任何关系。这样,即使通过单独辐射炉管的压力降因不均匀的结焦速度而变化,到达每根炉 管的流量也能始终维持相等。只要绝对出口压力与绝对入口压力之比小于等于 0.90,文丘里 管就能提供均匀

34、的流量分布。每个裂解炉包含一百七十六(176根 USC “U”型辐射炉管,有八十八(88根炉管沿 着每个炉膛的中心线布置在单独一排中。单根炉管在裂解炉顶部进出辐射段。辐射炉管的直 径将大约在炉管的中部增大或“变径”,以提高产率,并减小剥落的焦炭堵塞炉管的风险。 辐射炉管入口管的内径为 45 mm,辐射炉管出口管的内径为 51 mm。每个辐射炉管的有效长 度通常为 23 m,相应的解停留时间大约为 0.2秒。对于重质进料裂解炉,两(2个辐射炉管出口在“Y”形管件中组合。然后, “Y”形 管件的单一出口被连接到短的输送管线上。对于轻质进料裂解炉,每个辐射炉管直接连接到 短的输送管线上。输送管线具有

35、非常低的绝热容积;这能将副反应导致的产率下降的影响最 小化。 对于轻质和重质两种进料裂解炉, 输送管线都连接到一 (1 个 SLE 急冷换热器气体入 口上。 来自每个辐射炉膛的四(4个 SLE 模块的公共出口总管直接连接到一(1个急冷器。 每个新鲜进料裂解炉有两(2个急冷器。辐射炉管通过入口处的恒定张力弹簧支架垂直悬挂并支撑。天花板穿孔是通过具有活动 盖板的暗箱。3.2.3 急冷系统裂解气急冷系统将划分成如下两个阶段:第一级:液体裂解炉的主要急冷将发生在拥有专利权的封闭耦合式、炉顶安装的 SLE 急 冷换热器中。轻质进料裂解炉中,每一(1根辐射炉管对应一(1个 SLE 元件;在重质进 料裂解炉

36、中,每两(2根辐射炉管对应一(1个 SLE 元件。 SLE 是一种套管式线性换热器, 在外部套管中生成 SHP 蒸汽。 离开每个 SLE 模块的裂解气直接进 SLE 上方的水平总管中。 总管 中的高流速能保证,任何焦炭颗粒都能被夹带到焦炭捕集器中。 SLE 中的焦炭沉积将减小, 不需要频繁的机械清理。对于重质进料裂解炉, SLE 内管的内径为 84毫米,有效传热长度为 19.8米;对于轻质进料裂解炉, SLE 内管的内径为 57.4毫米,有效传热长度为 17.9米。裂解气自下而上穿过急冷换热器内管,套管外走从汽包降液管来的锅炉给水,经急冷裂 解气产生的超高压蒸汽通过上升管进入汽包。水侧的循环流

37、动靠热虹吸作用自然循环。 第二级:来自各辐射炉膛的所有 SLE 的裂解气将收集在一起,在 S&W专利急冷器中进一 步冷却。裂解气被急冷到所需的温度,然后送到急冷油塔。3.3. 新鲜进料炉-循环气体裂解, F -1160 到 F -1170新鲜进料炉 F -1160和 F -1170是专门为了裂解循环气体而设计的。这样,当循环气体裂解 炉(F -1180退出运行进行清焦或维护时,循环气体也能得到裂解。专门裂解允许循环物流 在比共同裂解更高的裂解深度下进行裂解,从而最小化对装置产量的影响。这种改变要求给每个裂解炉的进料分布总管提供一个原料供应管线,使用气体进料阀来 控制到每个通道的循环进料分布;其

38、它操作与液体裂解操作相同。 DCS 裂解炉模式开关能改 变停车的联锁设定,也能在图形上重新设置进料控制范围。3.4. 循环炉-位号 F -11803.4.1 对流段裂解炉对流段包含下列管束(从顶部到底部:a .烃预热 1 HC PH 1b .锅炉给水省煤器 BFW c .烃预热 2 HC PH 2d . SHP 蒸汽过热 1 SHPSS 1,减温器前e . SHP 蒸汽过热 2 SHPSS2,减温器后f .烃+稀释蒸汽 HC +DS乙烷/丙烷(C2/C3循环进料通过三(3个流量控制阀,在单独通道控制之下进入 裂解炉。 在整个对流段中, 都维持这种三 (3 通道配置。 原料在三 (3 通道逆流式

39、 HC PH 1和 HC PH 2管束中预热;对于对流段,有两(2个通道进入一端,而一个(1通道进入另 一端。 然后, 每个单独通道中的进料与新鲜稀释蒸汽混合; 在此, 通过外部跨接管输送到 HC +DS 管束。在 HC +DS 管束中,混合物(循环气体+稀释蒸汽继续被过热到刚好低于初始 裂解温度的一个温度。随着管束中三个并联通道中每一个的混合物离开对流段的底部管束, 它通过外部跨接管被送到裂解炉的辐射段。在 HC PH 1炉管底部安装了的单一通道省煤器管束,用于预热裂解炉急冷系统中生成 SHP 蒸汽所需的 BFW 。 BFW 的流量通过三(3元件控制系统设定;流量控制通过离开汽包 的饱和蒸汽

40、流量与汽包中的液位而重置。由裂解炉急冷系统生成的蒸汽在一个两段式 SHP 管束中从饱和温度过热。第一个管束 SHPSS 1为两(2通道的逆流管束。过热后的蒸汽在出口处组合到单一通道中,然后在外部 温度调节站中进行调温。 温度调节器的设计意图是, 通过在温度控制的条件下将 BFW 喷入过 热蒸汽中,将 SHP 输出的最终过热温度控制在 520。然后,经过调温的蒸汽在两(2通道 逆流 SHPSS 2管束中进一步加热到期望的过热温度。 3.4.2 辐射段三(3个对流段通道通过进料分布总管的方式输送到辐射炉膛。每个管对应四(4个 辐射“M”炉管,总共 12根辐射炉管。每个辐射炉管的入口处安装的文丘里喷

41、嘴保证了到所有辐射炉管的进料的均匀分布。这 种流量元件能形成临界流量;在此条件下,流量只是上游压力的函数,与下游压力无任何压 力。这样,即使经单独辐射炉管的压力降因不均匀的结焦速度而变化,到每个炉管的流量也 能始终维持相等。只要绝对出口压力与绝对入口压力之比小于等于 0.90,文丘里管就能提供 均匀的流量分布。裂解炉含有十二 (12 根 USC 型 “M” 辐射炉管, 沿着炉膛的中心线单排双面辐射布置。 辐射炉管尺寸为 105 mm入口内径/111 mm出口内径; 长度 66.5 m。 炉管在顶部和底部通过静 态铸造合金返回弯头连接,以形成螺旋形。来自废碱处理单元的排放气体和加氢再生气也将被送

42、到裂解炉炉膛。其中,来自废碱处 理单元的排放气体是连续排放的,加氢再生气是间歇排放的。当加氢反应器再生的时候才会 有气体被排放进炉膛。此时炉膛应尽量避免在清焦时有再生气排放到炉膛,以免影响清焦效 果。F-1160 和 F-1170, 这两个裂解炉的底部炉膛, 除裂解炉自身的清焦气进炉膛外, 另外还 有四种来自乙烯装置内不同设备的排放气进入炉膛。注意:来自 R-1801A/B中的再生废气中有蒸汽。由于该反应器是间歇再生的。所以当该 反应器停止再生的时候,蒸汽可能在管道中冷凝。等到下一次反应器再生的时候,这些冷凝 水很有可能被再生气冲进裂解炉的炉膛或者直接冲击管道弯头,造成管道破裂。这是非常危 险

43、的。未避免以上情况。每当该管线需要输送废气进炉膛燃烧的时候,都需要检查管线所有 可能有袋型的地方以及已经设置的水靴和蒸汽疏水器。尽快将蒸汽凝液排空。同时当反应器 再生完成后,停止排放再生气后的一段时间后,依然需要检查管线中是否有蒸汽凝液。如果 有,排放凝液。由于再生反应器再生时的复杂性,操作人员一定要注意管线中可能有烃类随 凝液排除,蒸汽凝液排放点禁止明火。同时由于再生废气的温度高,需要注意管线烫伤人员 或排放的凝液再沸灼伤人员。3.4.3 急冷系统通过来自辐射室的短停留时间转接管线,每个辐射炉管的出口被连接到天花板上固定的 USX 急冷换热器。共有六对相同的 USX 并联布置。 USX 急冷

44、系统能为热解反应产物提供快速 有效的急冷,同时能以超高压蒸汽的形式回收热量。USX 换热器包括垂直固定的套管元件,工艺物料在内管中流动,而锅炉给水则在外环中 流动。 USX 换热器内管的内径为 112.9毫米,有效传热长度为 13.35米。离开每个 USX 元件的 裂解气到达大直径焦炭收集总管的顶部(F-1180的管道配置中,没有焦炭收集总管。裂解气 直接进入急冷器中。总管的中低速度能保证裂解气中夹带的任何焦炭颗粒都能从物流中分 离出来,并收集在总管的底部。来自收集总管的裂解气被送到急冷器。 4.0裂解炉控制理论4.1. 总则三个基础蒸汽裂解变量(分别是停留时间,烃的分压,和反应温度在工业裂解

45、炉上借 助于四个主要操作变量分别是烃进料流量,稀释蒸汽流量,炉管出口压力,和炉管出口温 度(COT 进行调节。流量或多或少地是由裂解炉管的设计固定的,但是,如果特殊情况 有要求,那么它也能略微向下调节。炉管出口压力是由裂解气体压缩机的吸入压力固定的, 因此基本上无法改变。能够在实用程度上改变的唯一操作变量是 COT 。这是主导性的裂解变 量;不过, COT 这么小的变化(20到 30将会对裂解裂解深度有明显的影响,因此也影响 裂解产率。这样,控制裂解炉的本质就是控制 COTs 。4.2. 裂解炉控制4.2.1 新鲜进料炉(位号 F -1110到 F -1170HC 进料通过四 (4 个并联的流量控制阀进入每个裂解炉。 稀释蒸汽流量通过四 (4 个 并联的阀门控制; 每个稀释蒸汽物流通过与它对应的 HC 进料物流的比例来控制。 关于裂解炉 的完整描述见 3.1节。燃烧在通过每个辐射炉膛中独立的燃烧区域的完成,因此每个裂解炉需要两个燃料气流量控制阀。新鲜进料裂解炉设计使用燃料气作燃料。燃料气流量通过在 SLE 入口处测得的平 均炉管出口温度(COT 来控制。每个炉管中的 CO