延迟焦化节能知识A

延迟焦化装置节能知识李出和

2005年8月29日11.国内外延迟焦化装置现状2.延迟焦化工艺流程说明3.延迟焦化的主要反响条件4.目前焦化装置的能耗水平5.焦化装置的能耗计算6.焦化装置的能耗分析7.焦化装置节能措施目录2

1、国内外延迟焦化装置现状

返回目录3延迟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〔500℃〕，焦化的结焦反响不在加热炉中进行，而是使之延迟到焦炭塔中进行。同时在塔内适宜的温度、压力条件下发生裂解、缩合反响，生成气体、汽油、柴油、蜡油、循环油组分和焦炭的工艺过程。1.1延迟焦化工艺41.2延迟焦化装置的作用处理炼油厂过剩而无出路的减压渣油；减少重油催化裂化的掺炼比例，提高催化汽油、柴油的质量；提高作为优质乙烯裂解原料-焦化石脑油的产量；增产高十六烷值柴油，提高炼油厂的柴汽比；增加中间馏分焦化蜡油，为催化裂化及加氢裂化提供原料；利用焦化干气或石油焦作为制氢装置的原料。提供冶金行业使用的石油焦。5延迟焦化的原料来源和产品去向61.3延迟焦化反响视图左图为延迟焦化工艺的主要反响局部流程，原料在加热炉加热后在焦炭塔反响，焦炭塔两个并联间断操作，一个在生焦，另一个那么在除焦，一般18~24小时切换一次。71.4中石化已建和在建焦化装置统计

81.4中石化已建和在建焦化装置统计91.4中石化已建和在建焦化装置统计101.5中石油已建和在建焦化装置统计111.5中石油已建和在建焦化装置121.6地方已建和在建焦化装置13据统计，在焦化装置总加工能力中，美国为1.23亿t/a，约占世界焦化装置总加工能力的54.07%，居世界首位，我国〔不包括台湾省〕焦化装置总加工能力为16.83Mt/a〔石化〕，占世界焦化装置总加工能力的7.37%，仅次于美国，位于世界第二。其次依次为委内瑞拉、墨西哥、和阿根廷等，其加工能力分别为7.97Mt/a、7.76Mt/a和6.08Mt/a。各自分别占世界焦化装置总加工能力的3.49%、3.39%、和2.66%。下表表示2002年世界前十位国家的焦化装置的加工能力。1.7国内外焦化开展比照14世界焦化装置排名前十位的国家，Mt/a[1]＊：不包括台湾省在内15据预测，在今后20年焦化工艺仍将以每年7％以上的速度逐步增长。图－1世界焦化加工能力〔1990---〕16图－2世界石油焦产量〔1975～2000〕[3]17图－3美国焦化加工能力[2，5]18图－4中石化延迟焦化装置加工能力的增长[6]19由上图可以看出，中国的延迟焦化工艺自1998年以来开展较快，并有不断继续开展的趋势，根据目前的规划，中海油拟建420万吨/年，金山石化拟再建240万吨/年，齐鲁石化拟再建160万吨/年，天津石化拟再建240万吨/年，独山子石化拟再建120万吨/年，湛江拟再建140万吨/年等，2021年后将有更大型化的焦化装置建设投产。20212223242526272829303132返回目录33

2.延迟焦化工艺流程工艺流程说明：延迟焦化的工艺流程一般分4个局部，主要包括：2.1焦化局部〔加热炉局部、焦炭塔局部及分馏塔局部〕2.2焦炭塔的吹汽放空局部2.3冷切焦水处理局部2.4焦化富气压缩回收局部返回目录342.1焦化局部35图2－1原料预热流程36分馏塔底油，焦化油或联合油在300~340℃下，用加热炉进料泵抽出打入加热炉的对流段，流经辐射段被快速升温到495~505℃，然后经四通阀入焦炭塔底部。2.1.3焦炭塔局部循环油和原料减渣中蜡油以上馏分，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反响，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油、等产品和石油焦。焦炭结聚在塔内。高温油气经急冷油急冷后(420℃)，流入分馏塔换热板下。

2.1.2加热炉局部37图2－2加热炉及焦炭塔局部流程38

●从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段(420℃)，与原料油直接换热后冷凝出循环油落入塔底，其余大量油气升经五层换热板，进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。

●蜡油集油箱中的蜡油由蜡油泵抽出，送经蜡油原料油换热器，换热后去稳定塔底和脱吸塔底重沸器做热源，再经蜡油蒸汽发生器降温到220℃再分成二股物流；一股返回分馏塔作回流，另一股经蜡油脱氧水换热、蜡油空冷器冷到90℃送出装置。

●中段回流从分馏塔抽出(310℃)，由中段回流泵抽送经中段回流原料换热器、蒸汽发生器，换热到220℃后返回分馏塔作回流。

2.1.4分馏塔局部3940图2－3分馏塔局部流程412.2焦炭塔的吹汽放空局部42图2－4焦炭塔的吹汽放空局部流程432.3冷切焦水处理局部4445图2－5冷切焦水处理局部流程462.4焦化富气的压缩吸收稳定局部47图2－6焦化富气的压缩吸收局部流程2.4.1焦化富气的压缩吸收稳定局部原那么流程482.5关键的生产工序说明

4950图2－7焦炭塔切换操作局部流程返回目录513．延迟焦化的主要反响条件焦化热转化反响是自由的、无选择性的热裂化反响，不同于催化裂化、加氢裂化在催化剂的作用下发生的选择性裂化反响，因此焦化热转化反响的产品分布和产品质量只和原料性质及操作条件有关。3.1原料性质3.2循环比3.3反响压力3.4反响温度返回目录523.1原料性质焦化原料油是以碳、氢、硫、氮、氧为主要元素的大分子〔分子量约为500~1000〕烃类混合物，热转化过程中发生的化学反响是：大分子转化为小分子的吸热的裂化反响，小分子转化为大分子的放热的缩合反响，裂化反响的活化能约为:167KJ/MOL，缩合反响的活化能约为:209KJ/MOL，当原料被加热时，裂化反响比缩合反响优先发生，开始裂化反响占主导地位，随着温度的升高裂化反响逐渐由主导地位转化为次要地位，缩合反响占主导地位，随着渣油转化反响的不断进行，渣油中的局部物质转化为轻质油品，局部物质转化为焦碳。渣油热转化反响是一种非常复杂的裂化和缩合相平衡的顺序反响，很难用化学反响方程式来表达。533.1原料性质通常把渣油分为四组分：饱和烃、芳烃、胶质和沥青质。饱和烃包括烷烃和环烷烃，烷烃较易裂化，断链生成烷烃、烯烃和氢气；环烷烃的热反响主要是断侧链生成烯烃或烷烃，断环链生成烯烃和二烯烃。芳烃较稳定，一般条件下芳环不会断裂，一般发生侧链断裂或脱烷基反响，胶质和沥青质主要是多环及稠环化合物，在热转化反响中，除了缩合反响生成焦碳外，还断侧链生成较小分子的烃。543.1原料性质在四组分共存的情况下，发生混合反响，可归纳为：a.饱和烃断侧链产生裂化产物；b.芳烃断侧链产生裂化产物和饱和烃，芳烃缩合产生胶质;胶质断侧链产生裂化产物和芳烃，胶质缩合产生沥青质；c.沥青质断侧链产生裂化产物，沥青质缩合产生苯不溶物，苯不溶物逐渐再缩合生成喹啉不容物或碳质沥青，喹啉不容物缩合最后生成焦碳。另外在焦化原料流经焦化加热炉和焦炭塔过程中，在给定的循环比下，随着温度和停留时间增加，随着反响中烃分压的变化，导致焦化料的四组成比例结构也发生迅速变化，影响并决定着加热炉和焦炭塔内的热转化反响。加热炉的设计要求在渣油的裂化反响开始而缩合反响还未大量开始时，把渣油加热到500℃并使之离开。55渣油热转化反响视图如下：563.1原料性质焦化热转化反响产品分布和四组分的含量有密切的关系，通常采用渣油的残炭值和四组分的含量来判断原料的好坏及产品分布情况，沥青质含量高或渣油残炭值高的渣油容易结焦，生焦率较高，轻油收率较低。产品分布和渣油中的残炭的大概关系为:(1)硫化氢收率：W%:H2S=0.25*Sf(2)干气收率：W%:RG=3.5+0.1*CCR(3)LPG收率：W%:LPG=3.0+0.044*CCR(4)焦炭收率：W%:COK=1.6*CCR(5)石脑油收率：W%:Nao=11.38+0.335*CCR(6)瓦斯油收率：W%:TGO=100-(H2S+RG+LPG+COK+Nao)(7)柴油收率/瓦斯油收率：R=0.38+0.011*CCR-0.00031*CCR(8)柴油收率：W%:LCGO=R*TGO(9)蜡油收率：W%:HCGO=TGO-LCGO注：CCR为渣油的康氏残炭wt%。Sf为渣油中的硫含量wt%。57

循环比的概念在各种文献上不太统一，通常有两种不同的表示方法:一种是进加热炉的总流量(或辐射进料量)，和新鲜原料量的比值(或对流进料量)，公式为:联合循环比=(新鲜原料量+循环油量)/新鲜原料量。该种方法表示的循环比大于1.0，另一种是进加热炉的循环油流量，和新鲜原料量的比值(或对流进料量)，公式为:循环比=循环油量/新鲜原料量。该种方法表示的循环比小于1.0，当无循环油量时，循环比为零，有时叫单程操作。两种方法都能显示加热炉中循环油或回炼油所占的比例。在新鲜原料中掺入焦化装置反响自产的反复循环的循环油，改变了原料的性质，联合油的四组分比例结构发生变化，使热转化反响发生变化.循环油相当于重蜡油或蜡油，在加热炉和焦炭塔也产生局部热裂化反响。3.2

循环比583.2循环比循环比对焦化装置的处理量，产品分布及产品性质都有较大的影响。在原料相同的条件下，一般是：循环比增加，汽油柴油的收率随着提高，蜡油收率那么随着下降，焦炭和气体的收率也少有增加。通常循环比的选择是以下游加工装置的要求为原那么，例如焦化蜡油作为加氢裂化原料时，调整循环比的目的是控制蜡油HCGO的残炭值，终馏点等。通常如果产品质量和装置操作允许，都采用尽可能低的循环比操作。循环比减少，生焦率一般减少，同时焦化蜡油收率增加，气体、汽油、柴油收率下降。当需要提高装置的液体收率时一般采用降低循环比〔0.15～0.25〕或零循环比操作；当需要多产焦化石脑油和柴油时一般采用较大循环比〔0.25～0.45〕操作；当焦化蜡油无出路或需要最大可能地生产乙烯原料时一般采用大循环比〔0.4～1.0〕操作。当采用减压深拔后，焦化原料变差，残炭及沥青值升高，为延长开工周期和防止弹丸焦产生，一般也采用较大循环比。单程和低循环比操作对蜡油和炉进料油的影响见下表：593.2.1降低循环比操作单程和低循环比对蜡油和炉进料油影响(原料为沙轻减压渣油〔>535℃〕)60从上表可看出：单程和低循环比下液收高，焦炭收率低，蜡油收率高，但柴油收率低、汽油收率略低；单程和低循环比下蜡油变重、变稠；低循环比下焦化炉进料油性质变差，特别是康残和沥青质含量提高，必然会影响到焦化炉运行周期。3.2.1降低循环比操作

61大循环比〔0.60～1.0〕操作，尽量提高焦炭塔进料中芳香烃含量和降低沥青质含量，降低残炭。当要求多产汽柴油和焦化蜡油无去路或原料中沥青质含量太高时，那么应全循环或大循环比操作。由下表可见，大循环比操作时，蜡油收率下降较大，蜡油产品和加热炉进料均得到改善。3.2.2大循环比〔0.60～1.0〕操作62大循环比对蜡油和炉进料油影响633.3反响压力反响压力一般是指焦炭塔顶的压力，反响压力对焦化产品分布有一定影响，压力升高，反响的深度增加，气体和焦炭的收率增加，液体收率减少，焦炭的挥发份提高.反之压力降低，反响的深度减少，气体和焦炭的收率减少，液体收率增加，焦炭的挥发份降低.为了提高装置的经济效益，通常采用低压设计和操作.采用低压操作可改善焦化产品分布，在国内外已普遍认可，国内焦炭塔顶操作压力一般为0.15～0.20MPa，国外最低的到达0.1～0.15MPa。压力降低一般可提高蜡油的收率，但是压力太低焦炭塔内泡沫层升高，焦粉易携带并易产生弹丸焦，另外增大了焦炭塔的气体体积流量，势必使焦炭塔的塔径加大，使分馏塔的塔径加大，使压缩机和塔顶冷凝系统的负荷增加，装置的投资增加，因此应综合设备投资、操作费用和产品分布等因素确定适宜的操作压力。64操作压力对焦化蜡油收率和质量影响有上表可以看出：当焦炭塔操作压力降低，虽然石油焦收率下降，蜡油收率增加，但是蜡油变重，蜡油残炭和重金属含量均增加。因此，降压操作时还应考虑蜡油质量。653.4反响温度反响温度一般是指加热炉辐射炉管的出口温度，这一温度的变化直接影响着焦炭塔内的反响温度和反响深度，从而影响到产品分布和产品质量。温度低，焦化反响深度缺乏，产品收率低，焦炭挥发份高。温度太高反响过深，使汽油和柴油继续裂化，降低汽油和柴油的收率，增加气体收率，焦炭变硬，使除焦困难。反响温度确实定一般和原料性质有关。提高焦化温度可增产液体产品收率，但基于焦化反响的特点，反响温度〔炉出口温度控制〕调整的幅度是很窄的，温度过高会导致提前结焦，堵塞炉管、转油线结焦，影响开工周期，同时易生成硬质石油焦，使除焦困难；温度过低导致热量缺乏反响深度不够，轻油收率降低，焦炭挥发分增大或产生焦油。66●焦炭塔顶温度、压力和循环比对产品收率的影响可定性的见以下图：67温度、压力、循环比、生焦周期对产率影响经验

〔1〕焦炭塔压力每降低0.055MPa，焦炭产率降低1.0%〔W〕。〔2〕焦炭塔压力每降低0.055MPa，液体产率提高1.3%〔V〕。〔3〕焦炭塔油气线温度每提高10℃，焦炭产率降低1.44%〔W〕。〔4〕焦炭塔油气线温度每提高10℃，瓦斯油产率提高1.9%〔V〕。〔5〕焦炭挥发份每降低1.0%〔W〕，焦炭塔油气线温度要提高3.9~5℃。〔6〕循环量减少10%〔W〕，焦炭产率降低1.2%〔W〕。〔7〕焦炭产率降低1.0%〔W〕，液体产率提高1.5%〔V〕。〔8〕循环周期减少6小时，焦炭挥发份每增加1.0%〔W〕。返回目录684.目前焦化装置的能耗水平4.1中国石化股份公司2002年炼油实际能耗表4.2中国石化股份公司2002年主要炼油装置实际能耗表4.3中国石化股份公司2002年延迟焦化装置实际能耗表4.4国外延迟焦化装置设计能耗表

返回目录694.1.中国石化股份公司2002年炼油实际能耗表

从上表可见，炼油能耗主要是燃料消耗和催化烧焦，能耗的大小主要和原油的总加工流程及规模有关，流程短，产品少的炼油厂能耗低.704.2.中国石化股份公司2002年主要炼油装置实际能耗表从上表可见，延迟焦化装置主要是燃料消耗，和其他装置相比燃料消耗占装置能耗的比例较大.714.3中国石化股份公司2002年延迟焦化装置实际能耗表724.3中国石化股份公司2002年延迟焦化装置实际能耗续表734.4.国外延迟焦化装置设计能耗表单位能耗:21.90(×104Kcal/t原料)/〔916.77MJ/t原料〕(包括吸收稳定局部)744.4.国外延迟焦化装置设计能耗表单位能耗:21.04(×104Kcal/t原料)/〔881.02MJ/t原料〕(包括吸收稳定局部)754.4.国外延迟焦化装置设计能耗表单位能耗:20.07(×104Kcal/t原料)/〔840.41MJ/t原料〕(包括吸收稳定局部)返回目录76

5.1能耗指标5.2单元设备能量计算5.3能耗工质消耗计算5.4总能耗计算

5．焦化装置的能耗计算返回目录775.1能耗指标

延迟焦化装置把渣油转化为气体、汽油、柴油、蜡油组分和焦炭，需要外部提供能量。根据热力学第一定律：体系能量变化=外界输入热量和功-体系对外输出热量和功。体系内的能量变化主要是动能、势能、内能和热能的变化。延迟焦化装置能耗主要是热量消耗和功的消耗，而热量消耗和功的消耗主要表达在燃料、电力及耗能工质的能量上。根据相关能量换算，燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算。其换算表如下：785.1能耗指标燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算表如下：

79由上表可以看出：要想计算装置的能耗首先应计算出装置的水、电、燃料气、蒸汽和空气的消耗量。5.1能耗指标燃料、电力及耗能工质的消耗量和能量可相互换算表(序〕805.2装置单元设备物料能量计算

延迟焦化装置和其他装置一样是有数个化工单元组成的，装置的能耗是所有化工单元能耗之和，因此要计算装置能耗必须先计算各化工单元的能耗。一套完整的焦化装置，其工艺过程涉及到化学反响、分馏、精馏、吸收、脱吸、化学吸收、传热、气体液体及固体输送、过滤、气体液体及固体的别离等化学物理过程，是炼油厂应用根本化工原理最多的装置之一。利用上述根本化工原理设计焦化装置使原料产生产品，其主要的操作单元有：加热炉、焦炭塔〔反响器〕、分馏塔、吸收塔、脱吸塔、稳定塔、脱硫塔、换热器、冷凝冷却器、压缩机、泵、除焦设备等，其中加热炉、焦炭塔〔反响器〕、分馏塔、除焦设备对装置的能耗影响较大，如下以齐鲁160万吨/年焦化装置为例说明主要单元的物平及能耗计算过程。81齐鲁160万吨/年焦化装置物料平衡82各物料油性质

83加热炉能耗计算84

加热炉热负荷

加热炉热负荷(160万吨/年)85上表为加热炉被加热介质吸热平衡表，是有效热量。有效热的大小和过热蒸汽量、加热炉的注汽量、加热炉出口汽化率、加热深度、焦化油性质及操作条件有关。过热蒸汽量是装置自产蒸汽量，是根据焦化分馏塔系统的热利用及换热流程确定的。加热炉出口汽化率和渣油性质、炉出口温度及压力有关，炉出口温度高压力低，加热炉出口汽化率高，而炉出口温度的上下决定于渣油性质，一般情况下，重质渣油采用较低的炉出口温度。加热深度表示炉管内的加热时间及炉管内的裂化程度，为到达较高的液体收率，应提高渣油的加热深度，但燃料消耗会增加。操作条件中的循环比对燃料消耗影响较大，循环比加大燃料消耗会增加。假设加热炉的热效率为90%，那么循环比为0.25时，加热炉的热负荷为：4090.49*104Kcal/h，燃料的消耗量为：4545kg/h，燃料单耗为：23.86kg/t原料，循环比降到0.15时的加热炉热平衡如下表，此时加热炉的热负荷为：3786.7*104Kcal/h，燃料的消耗量为：4207kg/h，燃料单耗为：22.08kg/t原料，比循环比0.25时下降约1.78kg/t原料。86加热炉热负荷(160万吨/年)〔R=0.15〕8788加热炉的热效率按90%，燃料的消耗量为：3578.7kg/h，燃料单耗为：18.79kg/t。假设同时进炉温度提高到350℃，反响深度不高，炉出口汽化率为：30%，那么加热炉的热负荷为：3220.8-438.2=2782.6*104Kcal/h，燃料气的消耗量降为：3092kg/h，燃料单耗为：16.23kg/t原料，虽然燃料单耗大大降低，但是焦化的液体收率将付出代价，不一定是焦化装置的最经济运行工况。895.2.1.3加热炉的热效率计算

加热炉的热效率是影响装置能耗的主要因素，80—90年代，焦化炉设计热效率一般要求大于86%，90年代末开始，焦化炉设计热效率一般要求大于90%，由此大大降低了燃料消耗和装置的能耗。加热炉的热效率和燃料气组成、排烟温度、过剩空气系数及热损失有关。90燃料气热值计算91

理论空气量计算V0=[0.5H2+0.5CO+∑〔m+n/4〕CmHn+1.5H2S-O2]/21=[0.5*14.88+211.4]/21=10.4207立方米空气/立方米燃料气〔经验式〕实际空气量计算实际空气量=过剩空气系数*理论空气量。焦化加热炉的过剩空气系数一般为1.15~1.25，过剩空气系数取的太小会燃烧不完全，热分布恶化，炉管腐蚀严重。过剩空气系数取的太大，燃烧效果会好，但是炉子效率降低。过剩空气系数每降低10%，加热炉效率可提高约1~1.5%。目前设计焦化炉，过剩空气系数取1.15，已保证加热炉热效率大于90%。在现有装置中，烟气中的氧含量或烟气组成，可计算加热炉的过剩空气系数，实际空气量V1=1.15*10.4207立方米空气/立方米燃料气=11.9838立方米空气/立方米燃料气，19.1894kg/kg燃料其中：N29.4672立方米/立方米燃料气，79%O22.5166立方米/立方米燃料气，21%92烟气量计算(完全燃烧)93因此烟气：N29.4672立方米/立方米燃料气，14.718kg/kg燃料O20.3285立方米/立方米燃料气，0.5832kg/kg燃料CO21.1396立方米/立方米燃料气，2.7840kg/kg燃料H2O2.1053立方米/立方米燃料气，2.1041kg/kg燃料合计13.0404立方米/立方米燃料气，20.1894kg/kg燃料简单计算可查相关手册得到烟气量，条件为：燃料气的低热值、理论空气量和过剩空气系数。94烟气热损失〔排烟温度163℃〕简单计算可查相关手册得到烟气热损失占加热炉负荷的比例，条件为：排烟温度和过剩空气系数。排烟温度决定于烟气的露点腐蚀，和燃料气的组成密切相关。95燃料带入热〔温度100℃〕〔在空气预热器空气和烟气换热到295℃〕96加热炉的散热损失

加热炉的散热损失和加热炉的外表面积、外表温度、环境温度及风速等有关，160万吨/年的焦化炉外表积约为1600平方米，设计外表温度60℃，环境温度取20℃。散热损失=18*1600*〔60-20〕=115万千卡/时，0.03万千卡/公斤燃料。装置有标定数据时，可以按照实测数据计算。当没有相关数据时，散热损失可取加热炉热负荷的2~4%。〔燃料量：3838kg/h〕加热炉附属设备能耗引风机和鼓风机的电极功率之和为300KW，相当25.79万千卡/时，0.0067万千卡/公斤燃料。。97加热炉总输入热量总输入热量=燃料低发热值+燃料显热+空气显热+辅助设备输入热=11840.81+178.92+1477.29+67=13564.0千卡/公斤燃料加热炉的热效率热效率=1.0-散热损失/总输入热量-烟气热损失/总输入热量=1.0-2.21%-5.82%=91.97%热效率=〔4090.49*10000+1750.34*3838〕/3838*13564.0=91.48%加热炉总输入热量与热效率985.2.1.4加热炉能量平衡图995.2.2焦炭塔能耗计算焦炭塔物料平衡图

1005.2.2.2正常操作物料及热量平衡(R=0.25)1011025.2.2.3冷焦操作焦炭塔物料及热量平衡切换焦炭塔后，老的焦炭塔需要进行冷焦操作，冷焦过程一般是：小吹汽--大吹汽—小给水—大给水—放水。最终把焦炭及塔体由440℃降到90℃。103大吹汽2.5小时〔G=19000KG/H〕104小给水2.0小时〔G=28835KG/H〕105小给水消耗冷焦水，汽化后去放空塔，同时冷却焦炭和塔体。大吹汽和小给水时焦炭塔产生的蒸汽及油气去放空塔，通过放空塔顶空冷器及水冷器冷却回收污水和污油，空冷器和机泵消耗电能，冷却器消耗循环水。放空系统设10台空冷器，2台操作泵和两台水冷器，每天消耗电约为：16*10*4.5+70*4.5=1035KW.h，每天消耗水约为：500*4.5=2250吨。冷凝冷却负荷约为7680万千卡/天。106大给水4.0小时〔G=400t/h〕焦炭塔容积：2224立方米，焦炭体积：1380立方米，焦炭空隙体积：483立方米，塔满时水的体积：1327立方米，给水冷焦时中心向外的冷却速度为：2.4米/时，当水蔓过焦层时应侵泡2小时或塔满后溢流1小时。冷焦用水量计算如下。107108水力除焦能耗计算3.5小时〔G=300t/h〕焦炭产量：1173.48吨/天，每天除焦一次，使焦炭破碎并从塔内流出需要能量，该能量由高压水泵提供，电耗约为：3100*3.5=10850KW.h/天，吨焦。使除焦设备能够运转也需要能量，如卸盖机、钻机绞车、抓斗吊车等均由电机驱动，电耗约为：天，吨焦。切焦水循环使用，需要处理，处理耗能设备主要是机泵，电耗约为：55*6.0=330KW.h/天，吨焦。除焦总的电耗约为：11884.5KW.h/天，吨焦。1095.2.2.4焦炭塔的油气预热〔利用另一个塔25%的油气量〕110注:1.在预热前用蒸汽试压并预热，使塔体根本到达110℃，0.2MPa，充满消耗蒸汽量约为：2790.8kg/塔，加热消耗蒸汽量约为：5000kg/塔，共计消耗蒸汽量约为：8000kg/塔。2.预热过程是变温，油品冷凝速度也在变化，在此采用简单计算。根据凝缩油性质数据，凝缩油是柴油、蜡油及循环油的混合组分，因此假设可冷凝油为柴油、蜡油和循环油，凝缩油量约为：40342kg/h。1115.2.2.5焦炭塔耗能汇总

1125.2.3分馏塔能耗计算5.2.3.1分馏塔物料平衡图5.2.3.2分馏塔热量平衡确定回流量

5.2.3.3分馏系统换热流程5.2.3.4分馏塔热利用率113分馏塔物料平衡图114分馏塔热量平衡确定回流量物料名称物料流率Kg/h介质比重或分子量温度℃热焓kal/kg热量万kal/h入方

蒸汽3000.0M6干气11429.0M=21420395451.4液化气4914.00.530420380186.7汽油30914.00.758420323998.5柴油57638.00.8584203151815.6蜡油36686.00.9124203041115.3急冷油19420.00.885420320621.4循环油47619.00.9364203001428.6渣油1904760.9982901603047.6合计402096

9902.7出方

蒸汽3000.0M=18120/40647/40194.1干气11429.0M=21120/40220/185251.4液化气4914.00.530120/40210/180103.2汽油30914.00.758120145/28448.3柴油57638.00.858235135778.1蜡油36686.00.912355215788.7急冷油19420.00.885310186361.2循环油47619.00.936325188895.2渣油1904760.9983251753333.3合计402096

7153.5注:操作条件根据产品性质确定，在此不管述.115分馏塔的过剩热量=9902.7-7153.5=2749.2万kal/h，该热量应通过回流取出。如何合理利用分馏塔的过剩热量和产品的冷却热是分馏系统节能的关键，回流个数及回流取热比例确实定、换热流程的优化将是分馏系统设计及操作的重要环节，应尽可能利用该局部热量去加热原料和产生蒸汽，降低进空冷器的温度，提高热回收率。回流取热比例和产品质量有关，从产品分馏来看，塔顶取热比例越高对汽柴油的别离约好，柴油下回流及中段取热比例越高对柴蜡油的别离约好，但是从热利用来看，高温位热量比低温位热量好利用，因此蜡油和柴油多取热有利于提高热回收率。通常的取热比例为：塔顶循环回流：15~25%本例题：18%柴油回流：15~25%20%中段回流：20~35%28%蜡油回流：20~3534%回流取热温差确实定应该考虑：换热流程、被加热介质温位、产生蒸汽压力、回流泵的功率消耗、泵及换热器的投资等，一般为80~150℃。本例题确定：塔顶循环回流：150-60℃温差：90℃柴油回流：235-135℃温差：100℃中段回流：310-220℃温差：90℃蜡油回流：355-220℃温差：135℃116由此计算各回流取热和回流量：

117

5.2.3.3分馏系统换热流程产品冷却到出装置要求的温度放出热量

118该产品冷却热量一局部去换热回收，一局部要经过水冷或空冷冷却被浪费，在优化换热流程时应降低进空冷器或水冷器的温度，一般控制在110~130℃进空冷器或水冷器的温度，有低温位介质需要加热时，尽量和产品及塔顶回流换热。也可以热出料减少冷却负荷。热量的利用首先考虑和原料换热，然后再考虑热输出和产生蒸汽。假设渣油进装置温度150℃，加热到290℃吸热量约为：〔160-75〕*190476=1619.05万kal/h，加热介质出口温度可到达160℃，通常的考虑是渣油尽可能的和柴油换热，柴油换热到160℃，然后和中段回流换热，缺乏局部用蜡油补充，中段回流和蜡油的多余热量可用于产汽或给吸收稳定做热源。119换热系统热平衡-渣油换热

120换热系统热平衡-其他换热121冷却负荷

122分馏塔热利用率

123总热量利用率：〔3269.01+411.9〕/〔3269.01+411.9+1051.85〕=77.78%由此可以看出要降低能耗提高分馏塔系统的热利用率必须充分利用低温热源，特别是塔顶的冷凝热负荷。1245.3能量工质计算〔100万吨/年〕5.3.1燃料气消耗量计算1255.3.1燃料气消耗量计算上表中：a:加热炉的热效率一般为90%，那么燃料气的消耗量为：3167.5kg/h，燃料单耗为：25.34kg/t原料，加热炉的热效率提高到91%，那么燃料气的消耗量为：3132.7kg/h，燃料单耗为：25.06kg/t原料。b:假设加热炉焦化油进炉温度提高到350℃，那么燃料气的消耗量降为：2830.03kg/h，燃料单耗为：22.64kg/t原料c：假设循环比降为0.15，加热炉焦化油进炉温度提高到350℃那么燃料气的消耗量降为：2422.26kg/h，燃料单耗为：19.38kg/t原料d：当循环比为0.15，加热炉焦化油进炉温度350℃，反响深度不高，炉出口汽化率为：38%，不考虑反响热时，那么燃料气的消耗量降为：1829.2kg/h，燃料单耗为：14.64kg/t原料。e：当循环比为0.0，加热炉焦化油进炉温度350℃，反响深度不高，炉出口汽化率为：38%，不考虑反响热时，那么燃料气的消耗量降为：1811.14kg/h，燃料单耗为：14.49kg/t原料。加热炉的燃料单耗理论值一般最低为：14.49kg/t原料。1265.3.2蒸汽的消耗计算由于原料的进装置温度较高，焦化装置分馏系统是热量过剩的，一般通过产生1.0MPa蒸汽来保证分馏系统的热平衡。焦化装置的用汽主要是蒸汽往复泵、焦炭塔吹汽、焦化炉注汽、阀门汽封用汽、设备、管线、仪表加热及伴热用汽和`管线吹扫用汽。焦化炉注汽、阀门汽封用汽、设备、管线、仪表加热及伴热用汽一般是连续的，蒸汽往复泵、焦炭塔吹汽、管线吹扫用汽一般是间断的，焦炭塔吹汽的用量较大，会导致装置的用汽不稳定。计算装置耗蒸汽量时，要把间断用量折合为连续耗量。如下表：(100万吨/年)1275.3.2蒸汽的消耗计算128焦化装置消耗的水主要是新鲜水、除盐水和循环冷水，外排水主要有循环热水、含油污水、含硫污水和生活污水，新鲜水用于开停工、加热炉烧焦和生活用水，除盐水用于装置内除氧后产蒸汽，循环水用于焦化介质的冷凝冷却，根据流程模拟和冷却器的热负荷确定。含油污水主要来自机泵的机封冷却和停工水洗排水，含硫污水是加热炉注水、阀门汽封、焦炭塔吹汽、油品汽提蒸汽在分馏塔顶冷凝的水。常规水量统计表如下：(100万吨/年)5.3.3水的消耗量计算1295.3.4水的消耗量计算1305.3.5.电耗量的计算1315.3.5电的耗量计算132冷却用电

133

除焦用电134说明：焦化装置用电量为：1793.4KW，其中：介质输送用电占58%，冷却用电占7%，除焦用电占25%。

除焦用电135

5.4焦化装置总能耗计算返回目录1366．焦化装置的能耗分析6.1焦化装置能耗分布6.2焦化装置能耗分析6.3焦化装置总能耗

返回目录1376.1焦化装置能耗分布138由上表可以看出，延迟焦化装置的耗能主要是燃料气的消耗，蒸汽的消耗和电力的消耗，其耗能占总能耗的比例分别为：66.58%、17.08%和13.94%，三者总计为：97.60%。燃料气主要是加热炉消耗，要把渣油加热到500度，产生热裂化反响主要靠热量，燃料气的消耗占装置总能耗的比例最高，为：66.58%。在消耗的蒸汽中加热炉注汽占装置总能耗的4.35%，焦炭塔吹汽占装置总能耗的5.35%。工艺泵用电占装置总能耗的比例为：8.085%，介质冷却用电占装置总能耗的比例为：0.976%，除焦用电占装置总能耗的比例为：3.485%。因此降低焦化装置的能耗主要从减少燃料气的消耗，蒸汽消耗和电的消耗入手。6.2焦化装置能耗分析1396.2焦化装置能耗分析

焦化装置的能耗和原料性质、装置构成及操作条件有很大的关系。原料渣油比较重，在加热炉出口的汽化率较低，加热炉热负荷低，燃料气的消耗少，装置总能耗低。采用低焦炭塔顶压力、大循环比和较高的炉出口温度操作，可提高液收和装置的效益，但装置的能耗较高。目前国内的焦化装置主要有如下几种：〔1〕焦化局部〔加热、生焦、除焦和产品分馏〕，〔2〕焦化局部+压缩+柴油吸收，〔3〕焦化局部+压缩+汽油吸收+柴油吸收，〔4〕焦化局部+压缩+汽油柴油吸收及脱吸稳定，〔5〕焦化局部+压缩+柴油吸收+干气脱硫，〔6〕焦化局部+压缩+柴油吸收+干气脱硫及溶剂再生，〔7〕焦化局部+压缩+汽油柴油吸收及脱吸稳定+干气液化气脱硫及溶剂再生，流程越长装置的能耗越高。1406.2.1压缩+柴油吸收局部能耗141 上表为压缩机采用背压透平驱动，能耗较低。假设采用电机驱动或凝汽式透平驱动，单位能耗分别为:4.22(万千卡/吨原料)/176.68(MJ/h/吨焦化原料)，5.05(万千卡/吨原料)/211.43(MJ/h/吨焦化原料)。在此根底上增加汽油吸收和干气脱硫，只是增加汽油增压泵和脱硫贫液泵的电耗，装置的能耗增加不多，约0.05万千卡/吨原料。6.2.1压缩+柴油吸收局部能耗1426.2.2汽油柴油吸收及脱吸稳定

吸收稳定局部的耗能主要是脱吸塔和稳定塔重沸器所需要的热量，约为：4.13(万千卡/吨原料)，其他仅是：1.06(万千卡/吨原料)。143干气液化气脱硫及溶剂再生局部的耗能主要是再生塔重沸器所需要的热量，约为：2.46(万千卡/吨原料)，其他仅为：0.45(万千卡/吨原料)。6.2.3干气液化气脱硫及溶剂再生144其中：焦化局部：70.23%，压缩局部：8.47%，吸收稳定局部：13.65%，脱硫再生局部：7.65%。当只有焦化、压缩和吸收稳定局部时，装置的能耗=26.70+3.22+5.19=35.11万千卡/吨原料(当循环比为0.15时，能耗=14.64+3.22+5.19=23.05万千卡/吨原料)，和国外的焦化装置相比，能耗还是相对较高。6.3焦化装置总能耗返回目录1457．焦化装置节能措施炼油厂的能量主要来自石油和煤炭，石油和煤炭均为不可再生能源，而我国又是一个缺油国家，炼油厂节能并减少原油无用消耗是非常重要的。焦化装置的节能和其他装置的节能一样，是以投资为代价的，必须考虑投入的资本和回收的能量之间的经济合理性。其节能措施可从如下几个方面考虑。7．1减少燃料气消耗7．2减少蒸汽消耗7．3减少电力消耗7．4减少水的消耗7．5优化流程提高热量回收率7．6延长开工周期降低装置能耗返回目录1467．1减少燃料气消耗加热炉燃料气消耗的能量占装置总能耗的比例最大，节省燃料气消耗对焦化装置节能优为重要。〔1〕优化操作条件减少被加热介质的有效热量在满足产品收率的前提下，降低装置的循环比减少加热炉的进料量，循环比由0.35降到0.15，燃料气可节省约15%，采用单程操作燃料气可节省约25%。，假设燃料气能耗占装置能耗66%，那么使装置能耗降低约5%~10%。在保证分馏塔底不结焦，加热炉对流出口烟气温度合理的条件下，提高进加热炉的油品温度，如由330度提高到355度，燃料气可节省约10%。考虑到分馏塔的热回收率，焦化能耗可降低约1%。1477．1减少燃料气消耗优化加热炉炉管设计，采用适宜的流速和停留时间，辐射室停留时间控制在45秒之内，防止过度裂化和结焦，控制炉出口汽化率，减少介质吸热负荷。但是假设介质吸热负荷缺乏，会导致焦碳塔内吸热的裂化反响深度不够，使轻油收率降低。有的厂为降低能耗和延长加热炉的运行周期，有意降低加热炉出口温度。1487．1减少燃料气消耗〔2〕优化加热炉设计提高炉效率当被加热介质的吸热确定后，如何消耗最少的燃料气满足其要求，就要提高加热效率。炉效率=加热介质的吸热/燃料气放热。炉效率提高1%，燃料气节省约1.1%。采用高效空气预热器，回收烟气余热加热燃烧用空气，降低排烟温度，提高炉效率，针对焦化装置一般提高约5~10%。为防止烟气的低温露点腐蚀，空气预热器的低温侧采用耐腐蚀材料，燃料气加强脱硫。149150151

7．2减少蒸汽消耗减少蒸汽消耗有两个方面，一是降低用汽量，二是增加产汽量。

焦化装置的用汽点主要有加热炉注汽、焦碳塔吹汽、阀门汽封、蒸汽往复泵用汽、汽轮机用汽、设备管线伴热及设备管线吹扫。在保证炉管流速的条件下，尽可能采用小的注汽量，一般为原料的1~1.5%。并注意同样管径条件下，油品流量大可采用小注水量。焦炭塔吹汽量和焦炭塔的大小有较大关系，应保证焦炭挥发份合格及冷焦水含油不太多的条件下，减少吹汽量和吹汽时间或采用0.45MPa的蒸汽。通常采用自动控制来控制吹汽量和吹汽时间。高温球阀和四通阀通过注入蒸汽来密封和防止结焦，连续注入.该处一般通过限流孔板来限制注入量以节省蒸汽。采用旋塞阀正常操作蒸汽不注入，可节省约0.8t/h蒸汽。1521537.3减少电力