延迟焦化专业知识讲座

延迟焦化装置

专业知识讲座目录1.国内外延迟焦化装置现状2.延迟焦化工艺流程说明3.延迟焦化的主要反应条件4.焦化装置的通用性知识5.

我公司焦化装置的情况，长周期运行措施6.焦化装置防腐蚀措施7.焦化装置节能措施

1、国内外延迟焦化装置现状

1.1延迟焦化工艺1.2延迟焦化装置的作用1.3延迟焦化反应视图1.4国内外焦化发展对比1.5国外焦化工艺技术特点1.6国内焦化工艺技术状况1.1延迟焦化工艺延迟焦化是以渣油或类似渣油的污油、原油为原料，可以加工的原料品种较广泛，我们公司的380、250等等，但原料太轻加工难度很大，通过加热炉快速加热到一定的温度（500℃），焦化的结焦反应不在加热炉中进行，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、缩合反应，生成气体、汽油、柴油、蜡油、循环油组分和焦炭的工艺过程。1.2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；利用焦化干气为制氢装置的原料。提供冶金行业使用的石油焦。延迟焦化的原料来源和产品去向1.3延迟焦化反应视图左图为延迟焦化工艺的主要反应部分流程，原料在加热炉加热后在焦炭塔反应，焦炭塔两个并联间断操作，一个在生焦，另一个则在除焦，一般18~24小时切换一次。1.4国内外焦化发展对比据统计，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。世界焦化装置排名前十位的国家，Mt/a[1]1.5

国外焦化工艺技术特点国外的延迟焦化技术主要以美国的技术为代表，在二十世纪八十年代和九十年代发展较快，主要体现在工艺流程的合理性、操作的灵活性、设备的先进性、节能增效、减少环境污染等方面，归纳起来有如下几点：a)提高焦化反应温度增产液体产品，即在保证石油焦不太硬，炉管及转油线结焦不严重的前提下，尽可能采用较高的炉出口温度，以提高液体收率。b)降低焦炭塔的操作压力以改善产品分布，常规设计焦炭塔操作压力为0.175MPa(g)，低压设计操作压力为0.11MPa(g)。设计压力的降低可减少焦炭收率，但分馏设备及压缩机的投资将增加。c)降低循环比提高液体产品收率，目前国外装置较多的倾向于低循环化，有的装置接近“0”循环化操作，即单程操作，最大限度的减少石油焦的产率。1.5

国外焦化工艺技术特点d)采用不同沸点范围的馏分油替代全部或部分普通循环，由于馏分油的循环，可增加相临馏分的产品收率，因此为改变产品分布提供了操作的灵活性。e)对焦化原料进行预处理，如原油的深度脱盐、减压深拔、减粘裂化加氢处理等，改善焦化装置的产品质量。在焦化原料中掺炼FCC澄清油来降低石油焦产率。焦化进料炉前混氢来改善产品分布和质量。f)利用催化澄清油或其它重质油生产优质的针状焦技术，在国外已成熟的应用于工业化装置。g)焦炭塔的大型化设计应用技术，采用一炉二塔单系列规模达到160万吨/年以上，焦炭塔的直径一般在8.84米左右。最大直径达12.2m。1.5

国外焦化工艺技术特点

h)采用短的生焦时间，具资料介绍，美国焦化装置焦炭塔的生焦时间一般为10～24小时，最常用的是18小时。采用短的生焦时间是以增加维护费用和缩短装置使用寿命为代价来减少一次性投资。该技术对现有装置扩能改造十分有用。i)焦炭塔采用注消泡剂措施，减少焦粉夹带，改善焦化产品的质量。焦炭塔采用中子料位计，检测塔内的焦层及泡沫层，实现焦炭塔的安全操作，提高塔的利用率。j)焦炭塔系统操作的自动化技术，主要包括吹汽、放空、给水、放水油气预热以及四通阀的切换工序的联锁自动控制。塔底盖装卸的自动化也在许多炼油广泛应用。k)利用焦化装置吹汽放空系统的过剩热量处理炼油厂的含水污油技术。1.5国外焦化工艺技术特点l)双火焰双面辐射焦化加热炉的设计技术，焦化加热炉的在线除焦技术，加热炉管的多点注汽技术以及双向烧焦技术。上述技术可以进一步延长加热炉的连续运行周期。m)先进控制技术，采用多参数的先进过程控制软件包，适用不同的操作摸式，可随原料性质变化而自动调节操作条件，根据焦炭塔的操作自动调整分馏塔的操作参数，保证产品质量，实现APC优化操作。n)采用封闭式吹汽放空排放技术，封闭的除焦和焦炭输送技术，冷、切焦水的密闭处理循环回用技术，加热炉嘴采用低NOx偏平焰火嘴技术等，均有利于减少环境污染。1.6国内焦化工艺技术状况国内的延迟焦化装置自1957年第一套试验装置在抚顺石油二厂建成以来，至今已相继建设了近四十多套，我国的延迟焦化技术也有了长足的进步和发展，主要体现在如下几个方面：a)焦炭塔的油气预热由有堵焦阀预热方式改为无堵焦阀油气预热方式，该技术可以缩短焦炭塔的油气预热时间，避免焦炭塔甩油不净，切换四通阀时引起的焦炭塔内的凝缩油突沸现象。b)焦炭塔顶油气管线采用注蜡油、中段油或柴油技术，防止管线结焦。c)焦炭塔内采用底部注消泡剂技术，减少焦炭塔顶的焦粉夹带。d)焦炭塔的设计逐步实现了大型化，焦炭塔直径由5.4米、6.0米、6.1米、6.4米逐步发展到8.4米、8.6米、8.8米和9.4米达到了单台处理能力160万吨/年左右。焦炭塔的材质早期的20G改为目前的15CrMoR（复合板处0Cr13Al）或等合金钢材料。1.6国内焦化工艺技术状况e)加热炉的设计由单面辐射、低流速、低表面平均热强度炉型，发展双面辐射高流速、高表面平均热强度炉型。单辐射室的加工能力由10万吨/年提高70万吨/年。1.6国内焦化工艺技术状况f)分馏塔采用蜡油下回流洗涤技术，减少蜡油中焦粉含量。分馏塔底油部分循环技术，减少塔结焦。g)水力除焦方式有无井架、全井架、半井架和单井架等多种方式，目前较多应用的是有井架水力除焦方式。

1.6国内焦化工艺技术状况

h)水力除焦系统采用PLC安全联锁逻辑控制，取代了原来的人工手动控制，电信号联系的落后控制方式。i)低循环比及大循环比的设计已有成熟的经验，超低循环比和零循环化也已被部分炼厂采用。j)焦炭塔的吹汽放空采用油吸收接触冷却塔式密闭放空技术，逐步取代了原来的冷却器冷却或水冷却塔急冷的吹汽放空方式，减少了对环境的污染。

k)冷、切焦水处理基本都采用了密闭式分流处理循环回用的技术，减少了冷、切焦水的补水量。系统水中废气通过脱硫减少了对环境的污染。1.6国内焦化工艺技术状况l)除焦系统目前国内大都采用敞开的贮焦池贮焦、抓斗抓焦装焦，沉淀池进行水、焦分离的方式，对环境有一定的污染。m)仪表控制系统采用DCS控制。加热炉部分、压缩机部分采用ESD安全联系控制系统。全装置的APC优化控制在国内焦化装置中还未应用。n)缩短生焦时间在国内个别炼油厂焦化装置中试用过一段时间，仅部分炼厂采用。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个部分，主要包括：2.1焦化部分（加热炉部分、焦炭塔部分及分馏塔部分）2.2焦炭塔的吹汽放空部分2.3冷切焦水处理部分2.4焦化富气压缩回收部分2.5干气液化气脱硫部分2.6关键生产工序说明2.1焦化部分2.1.1原料换热部分重油从装置外来，进入原料油顶循环换热器（E1201AB）、粗工业燃料油换热器（E1202A~D）、重馏分油换热器（E1206AB）、中段循环油换热器（E1204AB）、重馏分油换热器（E1205A~D）换热至262℃进入焦化炉辐射炉（F1101AB）对流段加热至320℃进入分馏塔（T1201）下端换热区，与来自焦炭塔（T1101）顶的高温油气进行接触换热，高温油气中的循环油馏分被冷凝，原料油与冷凝的循环油一起进入分馏塔底。2.1.2加热炉部分分馏塔底油经辐射进料泵（P1201ABC）升压后进入辐射炉辐射室，加热至500℃左右迅速离开加热炉，经过四通阀进入焦炭塔底部。2.1.3焦炭塔部分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、缩合等一系列反应，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。

2.1.4分馏塔部分进入分馏塔下段换热区的高温油气与原料油进行接触换热，冷凝出的循环油流入分馏塔底，大量油气经过洗涤段后进入分馏段，经过进一步分馏，从下往上分别分馏出重蜡油、重馏分油、粗工业燃料油、粗石脑油和富气组分。分馏塔集油箱抽出的重蜡油组分经泵（P1203AB）升压后，一部分返回做下回流，另一部分经蒸汽发生器（SG1202）换热至200℃返塔做下回流和做急冷油，若需抽出重蜡油组分时，则进一步经重蜡油后冷器（WC1202）冷却至90℃后出装置。重馏分油在塔下部集油箱抽出，经重馏分油泵（P1204AB）升压，一部分为内回流返回集油箱下面；其余分四路，第一路经解吸塔重沸器（E1302）换热后，第二路经稳定塔重沸器（E1304AB）换热后，第三路经重馏分油发生器换热后，第四路经原料油（E1205A~D）换热后，四路汇合作一起，一部分经作为上回流返回分馏塔内，其余部分与原料油（E1206AB）、除氧水（E1207）、除盐水（E1210AB）和空冷（AC1204A~F）冷却至70℃出装置。2.1.4分馏塔部分中段循环自分馏塔中部抽出，经泵（P1205AB）提升后与原料油（E1204AB）换热后返塔。粗工业燃料油自分馏塔中部集油箱抽出，经泵（P1206AB）提升后，一部分作为下回流返回分馏塔内，其余经蒸汽发生器（SG1201）和原料油（E1202A~D）换热后，一部分经作为上回流返回分馏塔内，其余部分与富吸收油换热（E1203AB）和空冷（AC1203A~D）冷却至60℃做再吸收剂、出装置。分馏塔顶油气经空冷（AC1201A~H）、后冷器（WC1201AB）冷却后进入气液分离罐（V1201）进行气液分离，液相粗石脑油组份经泵（P1301AB）升压后去吸收稳定系统，气相富气经富气压缩机（C1301）升压后去吸收稳定系统，含S污水出装置。2.2焦炭塔的吹汽放空部分焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温(≥180℃)蒸汽及少量油气进入放空塔，从顶部打入蜡油馏分，洗涤下油气中的重油馏分。塔底重油用泵抽出，送经水箱冷却器冷却后，一部分作为塔顶回流，控制顶部气相温度190℃左右，另一部分在液面控制下送出装置或回炼。塔顶油气及大量蒸汽直接进入空冷器。当来自焦炭塔的气相温度低于180℃时，切换到放空塔顶空冷器入口，水蒸汽及少量轻烃经空冷器、后冷器冷到40℃进入塔顶汽液分离罐，分出的污水由泵送入冷焦水池，也可送往酸性水汽提单元处理，不凝气排入瓦斯放火炬系统。2.3冷切焦水处理部分焦炭塔运行至冷焦时，开启冷焦冷水泵，从冷焦冷水储罐将冷焦水送往焦炭塔进行冷焦，冷却溢流水排入溢流水储罐，放空水排入放空水储罐。罐内的浮油浮至水面，通过罐内周边环形集油槽排出，排至污油罐，脱水后，再由污油泵送至全厂污油罐。焦粉沉至罐底，通过排泥阀排至贮焦池。冷焦溢流水储罐和放空水储罐出水经冷焦热水泵加压，经过滤器后送入水力旋流分离器，利用液体在旋流管内高速旋转产生离心力将油滴从水中分离出来除油后的冷焦水进入空冷器冷却降温。被冷却后的冷焦水利用余压进入冷焦冷水储罐。冷焦冷水储罐中浮起来的污油通过罐内周边环形集油槽排到系统含油污水管道。

2.3冷切焦水处理部分

从焦炭塔排出的焦炭和切焦水进入贮焦池后，切焦水先进入一次沉淀池，大颗粒粉焦沉淀下来，再进入二次沉淀池。沉淀池内设三道格网，拦截粉焦。沉淀池出水经切焦水提升泵加压送至过滤罐进一步去除粉焦后，送入切焦水储罐贮存，供高压水泵切焦用。微细粉焦在罐内继续沉淀，切焦水储罐沉积的微小粉焦，可以定期清扫排入二次沉淀池。当发现液面有油时，可使罐内水位上升后，污油经集油槽至含油污水立管，排入含油污水系统。焦炭由桥式抓斗吊车抓到火车或汽车上外运销售。切焦水由高压水泵自切焦水罐抽出，加压到28~33MPA，经高压水线胶管钻杆到切焦器，在塔内切焦。2.4焦化富气的压缩吸收稳定部分从分馏系统来的富气经富气压缩机（C1201）压缩，再经富气冷却器（WC1301AB）冷却后与馏分油加氢装置来加氢干气进入富气分液罐（V1304），分液后的富气进吸收塔（T1301A）的下部，来自分馏系统的粗石脑油作为吸收剂进入吸收塔的上部，吸收塔顶的气体经水冷（WC1302）进入再吸收塔（T1302）底部，经粗工业燃料油吸收后，再经含硫富气冷却器（WC1304AB）冷却进入脱硫再生系统；再吸收塔底部吸收下来的再吸收油与粗工业燃料油（E1203AB）换热后返回分馏塔进行分馏。吸收塔底油经吸收塔底泵（P1307）升压后进入吸收塔底油冷却器（WC1305）冷却进入富气分液罐（V1304）；富气分液罐的液体经凝缩油泵（P1303AB）升压、解吸塔进料换热器（E1301AB）换热后进入解吸塔（T1301B）下部，解吸气从解吸塔顶出来，经除盐水水洗涤、解吸冷却器（WC1306AB）冷却后返回富气分液罐，解吸塔底油则经稳定塔进料泵（P1309AB）升压、稳定塔进料换热器（E1303）换热后进入稳定塔（T1303）中部。为了增加吸收效果，吸收塔设二个中段回流取热。2.4焦化富气的压缩吸收稳定部分解吸塔底油从稳定塔的中部进入，经过进一步精馏，稳定塔顶出液化气，经空冷（AC1301A~F）和后冷器（WC1310）冷凝冷却后进入塔顶气液平衡罐（V1305），一部分经泵（P1310AB）升压返回塔顶作回流，其余至脱硫再生系统进行脱硫。稳定塔底出来的裂解石脑油经换热器（E1303）、换热器（E1301AB）、石脑油空冷器（AC1302A~D）、后冷器（WC1309AB）冷却后，一部分作为产品出装置，另一部分则经泵（P1304AB）升压作为吸收塔的顶回流。2.5干气、液化气脱硫部分从吸收-稳定系统吸收塔顶来的干气经干气分液罐(V1401下)分液后，进入干气脱硫塔（T1401）的下部，溶剂则从干气脱硫塔的上部进入，脱硫后干气从干气脱硫塔的顶部出来，经旋风分离器（X1401）除去携带的胺液，再经燃料气分液罐（V1401上）后，去燃料气管网。从稳定塔顶来的裂解液化气与馏分油加氢装置来的液化气混合进入液化气分液罐（V1411），经泵（P1407AB）升压后进入液化气脱硫塔（T1402）的下部，溶剂则从液化气脱硫塔的上部进入，脱硫后的液化气进入溶剂沉降罐（V1408），液化气脱除携带的少量胺液后，进入胺液聚结分离器（J1401）进一步脱除胺液后，从分离器顶出来后经液化气纤维过滤器（FI1407）与注碱泵（P1404AB）来的30%NaOH溶液一起通过溶剂静态混合器（M1402），进入预碱洗罐（V1409）进行预洗，预碱洗罐底的碱液回至碱液贮罐（V1407AB）循环使用，直至有大量碱渣析出，预碱洗效果明显下降时，将碱渣不定期地送至焦碳塔处理，液化气从预碱洗罐顶部逸出，进入液摸脱硫塔，脱除绝大部分硫醇，液化气和碱液在液膜脱硫塔（T1404）下部的分离罐中分离，液化气从分离罐顶部出来，并作为产品送出装置。碱液从分离罐底部出，回到碱液贮罐，碱液在循环过程中，碱液吸收液化气中的硫醇后，部分碱液转化硫醇钠，有效碱浓度不断降低，脱硫能力不断降低，一般当其中的游离碱浓度降低到17%左右时，脱硫效率明显下降，进行碱液更换。2.5干气、液化气脱硫部分从干气脱硫塔、液化气脱硫塔底部出来的富液与馏分油加氢装置来富液经贫液富液换热（E1401ABC）、富液闪蒸罐（V1402）闪蒸后进入溶剂再生塔（T1403）的上部，酸性气从溶剂再生塔塔顶出来，经空冷器（AC1401A~F）、后冷器（WC1402）冷却后进入酸性气分液罐（V1403），酸性气从酸性气分液罐顶部出来，送至硫磺回收装置；酸性气分液罐出来的酸性水，经回流泵（P1401AB）升压后作为顶回流返回再生塔顶部。溶剂再生塔底出来的贫液经贫富液换热器换热后进入溶剂循环泵（P1403AB）升压后入贫液空冷器（AC1402A~D）冷却到45℃进入溶剂储罐（V1406），一部分经贫液泵（P1402AB）升压后与贫液后冷器（WC1401AB）冷却至40℃打入各脱硫塔的上部，其余经加氢脱S溶剂泵（P1405AB）升压后返回馏分油加氢装置。2.6关键的生产工序说明

本装置关键的生产工序主要是加热炉、焦炭塔部分的工艺操作。（1）焦化加热炉焦化加热炉是焦化装置的核心设备，采用多点注汽技术。多点注汽是每路炉管，根据工艺计算对结焦临界点注入中压蒸汽，一般设三个点或更多的点，中压蒸汽自管网来，在流量控制下自动注入炉管，每点的注入量不同，这比在炉入口一点注汽相比具有节省蒸汽、降低压降、减少结焦的优点。2.6关键的生产工序说明

（2）焦炭塔焦炭塔是间歇操作的设备，当一个塔在进料时，另一个塔在处理。焦炭塔生产操作的工序主要有：①向焦炭塔内少量吹汽(1~2小时)，把油气吹入分馏塔；②向焦炭塔内大量吹汽(2~3小时)，该吹汽汽提油气至吹汽放空塔;并在放空系统冷凝冷却回收污油；③向焦炭塔内少量给水(1~2小时)，给水汽化的蒸汽及油气至放空塔；④向焦炭塔内大量给水(3~4小时)，水溢流到冷焦水系统的热水罐；⑤排放焦炭塔内的水至冷焦水热水罐(2~4小时)；⑥拆卸塔顶、塔底出焦口法兰(0.5~1小时)；⑦采用高压水切除焦炭塔内的焦炭(2~4小时)；⑧安装塔顶、塔底法兰(0.5~1小时)；⑨对焦炭塔进行蒸汽试压检查塔顶、底盖的密封性(0.5~1小时)；⑩引另一个焦炭塔的油气对该塔预热(4~6小时)，油气自塔引入至塔底再经甩油罐返回到分馏塔。待焦炭塔的温度达到要求后，切换四通阀，该阀正常进料，另一个塔进行上述过程的处理。焦炭塔的操作周期一般为24～72小时。3．延迟焦化的主要反应条件焦化热转化反应是自由的、无选择性的热裂化反应，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应，因此焦化热转化反应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反应压力3.4反应温度3.1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应是：大分子转化为小分子的吸热的裂化反应，小分子转化为大分子的放热的缩合反应，裂化反应的活化能约为:167KJ/MOL，缩合反应的活化能约为:209KJ/MOL，当原料被加热时，裂化反应比缩合反应优先发生，开始裂化反应占主导地位，随着温度的升高裂化反应逐渐由主导地位转化为次要地位，缩合反应占主导地位，随着渣油转化反应的不断进行，渣油中的部分物质转化为轻质油品，部分物质转化为焦碳。渣油热转化反应是一种非常复杂的裂化和缩合相平衡的顺序反应，很难用化学反应方程式来表达。3.1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；环烷烃的热反应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应，胶质和沥青质主要是多环及稠环化合物，在热转化反应中，除了缩合反应生成焦碳外，还断侧链生成较小分子的烃。3.1原料性质

在四组分共存的情况下，发生混合反应，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，随着反应中烃分压的变化，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应。加热炉的设计要求在渣油的裂化反应开始而缩合反应还未大量开始时，把渣油加热到500℃并使之离开。渣油热转化反应视图如下：3.1原料性质

焦化热转化反应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%。3.2

循环比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应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，使热转化反应发生变化.循环油相当于重蜡油或蜡油，在加热炉和焦炭塔也产生部分热裂化反应。3.2

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，蜡油收率则随着下降，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则，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：3.2.1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℃）3.2.1降低循环比操作从上表可看出：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。3.2.2大循环比（0.60～1.0）操作大循环比（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，则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。大循环比对蜡油和炉进料油影响

3.3反应压力反应压力一般是指焦炭塔顶的压力，反应压力对焦化产品分布有一定影响，压力升高，反应的深度增加，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，反应的深度减少，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，国外最低的达到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。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。3.4反应温度反应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应温度和反应深度，从而影响到产品分布和产品质量。温度低，焦化反应深度不足，产品收率低，焦炭挥发份高。温度太高反应过深，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。反应温度的确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，但基于焦化反应的特点，反应温度（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；温度过低导致热量不足反应深度不够，轻油收率降低，焦炭挥发分增大或产生焦油。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下图：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）。4.焦化装置的通用性知识

4.1焦炭塔安全高度我公司焦炭塔总高35747mm,底部椎体高度7599mm,顶部封头高度3490mm，中间筒体高度23550mm,每个焦炭塔外壁安装两个中子料位计，分别安装在焦炭塔总高的24m及30m位置，中子料位计显示0-8%是油气，8-30%是稀泡沫，30-50%是浓泡沫，50%-80%是焦炭，80%以上是水，在目前原料性质、操作条件、加工负荷下，30-50%要经历4个小时，因此计算泡沫层高度为5m,上部料位计一旦显示超过或达到30%，即说明泡沫层已到此位置，距顶部（算封头）还有5.747m，理论上还可生产3-4小时不会冲塔，装置无消泡剂系统，操作起来很危险，一旦冲塔将会引起停工。在以后操作中遵循严密注视上部料位计趋势，超过30%后1小时内换塔，并注意在换塔后给汽要由小到大，分步进行，避免冲塔。4.焦化装置的通用性知识4.2焦化助剂焦化助剂一般包括：防盐剂、缓蚀剂、防焦剂（增液剂）、消泡剂、破乳剂、脱硫部分碱液、二乙醇胺等。4.3提高处理量的方式：降低循环比；缩短生焦周期。4.焦化装置的通用性知识4.4焦化为重油装置，焦粉无处不在，环境较差，生产中最常见的事故有冲塔、给水不进、放水不畅、泄漏着火、结焦（控制好三大结焦部位尤其重要：炉管、焦炭塔顶、分馏塔底）等，对于装置来说，蒸汽的作用比电的作用更大一些，炉管注汽是提高流速的保证，四通阀、电动阀汽封是防止结焦的保证。4.焦化装置的通用性知识4.5焦化装置的特点原料最差：渣油油浆脱油沥青污油污泥产品最全：干气液化气汽油柴油蜡油甩油焦碳流程最长：加热炉--焦碳塔--分馏塔--压缩机--吸收稳定—产品精制I----除焦--出焦--铁/公路（船）

I---放空炉温最高：490---505℃压力最大：高压水设备最多：炉塔机泵罐高压水泵切焦器电梯抓斗行车地衡汽车火车皮带系统工种最多：工艺班除焦班装车班生产方式：连续/间隙8h,12h,16h,18h,20h,22h,24h管理难度最大4.焦化装置的通用性知识4.6焦化－现代炼油厂的垃圾桶焦化是单纯的热转化过程，不存在催化剂污染中毒等问题国产和进口原油中有相当一部分属于金属含量和残炭值很高的劣质原料。新疆塔河重质原油常压渣油的金属含量高达416μg/g(其中Ni51μg/g、V365μg/g)、残炭值为19.8%；沙特重质原油减压渣油的金属含量高达275g(其中Ni68μg/g、V207μg/g)、残炭值为9.2%这些重质原料催化裂化和渣油加氢不能进行加工，延迟焦化是这类渣油轻质化的最佳途径。4.焦化装置的通用性知识

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。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（汽）、阀门汽封、焦炭塔吹汽等在分馏塔顶冷凝的水。5.

XX公司焦化装置的情况，长周期运行措施5.1简介：XX公司焦化装置采用传统流程设置，原料经换热后进入分馏塔底；加热炉采用双面辐射，辐射、对流管束采用Cr9Mo，辐射管采用多点注汽方式；焦炭塔采用8.8M塔径，为了节省投资，取消了消泡剂系统；四通阀与进料阀设置连锁；气轮机为凝汽式蒸汽透平型；稳定吸收及脱硫部分采用国内成熟工艺；冷焦水部分采用密闭回收工艺；切焦水部分采用传统沉淀池隔油方式；焦炭采用皮带传送方式装船操作。5.

我公司焦化装置的情况，长周期运行措施5.2原因分析“延迟焦化”本身的含义是让重油快速通过焦化炉炉管，获得轻质化反应所需要的热量，让裂解和缩合反应延迟到焦碳塔进行。从尽量利用装置内低温余热并确保分馏塔底不严重结焦的角度，重油一般加热到380℃左右进入焦化炉辐射管，为了保证提供轻质化反应所需的热量，加热炉出口温度通常控制在500℃左右。控制焦化炉炉管在重油加热过程中不发生严重结焦，是延迟焦化装置长周期运行的关键。5.2原因分析炉管结焦速率等于焦碳生成速率与脱落速率之差，影响炉管结焦速率的因素可以分为两类：一类为影响焦碳生成速率的因素如原料性质、管内壁温度等；另一类为影响焦碳脱落速率的因素如边界层厚度、管内流动主体内结焦前体物浓度等。从原理上讲，炉管表面热强度越小，炉管的结焦倾向越低，在处理量和工艺条件给定时，炉管传热面积越大，炉管表面热强度越小；从提高流速加大炉管管焦脱落速率的角度，冷油流速越高越有利；但传热面积不变时，冷油流速增加后将导致炉管表面热强度增加，进而使管内壁温度上升，加大了焦碳生成速率，使炉管结焦倾向变重。5.2原因分析1）操作原因加热炉结焦的速度，决定着延迟焦化正常运转周期的长短。影响炉管结焦速度的因素有：炉管表面温度、油品流速、渣油质量（沥青质含量）、热不溶物掺量、杂质含量、炉管的光洁度和材质等。·火焰长短不齐，直扑炉管，这种操作引起的后果造成炉管局部过热从而导致结焦。·事故状态下（例如停电），进料量小辐射温度未及时调节、注汽量未能及时增加导致结焦。·原料里含焦质沥青质较多，操作指标没有及时修改造成结焦。·测温仪表指示偏低，而实际较高导致炉管结焦。·辐射炉管注汽中断，未及时调节导致结焦。·焦碳塔冲塔后，大量含焦粉的辐射油进入加热炉而导致炉管结焦。5.2原因分析设备原因·火嘴安装不正或火嘴本身缺陷导致火焰不稳定，从而引发炉管结焦。·事故状态下各挡板不能及时开启，造成炉温高而结焦。·炉管本身材质等级低，耐热能力低，而导致结焦。·炉管上一周期清焦或烧焦不彻底，从而导致结焦速度加快。5.3采取措施向炉管内注汽以保持管内介质流速，减少炉管结焦；瓦斯系统增加伴热线，防止燃料气带液；抓好职工培训，强化职工应急反应能力；随着原油性质的恶劣，定期对高温易冲刷部位进行检测，定点测厚，制定检修更换计划；积极推行预防性管理模式，完成由事故处理型向事故预防性转变。6.焦化装置防腐蚀措施6.1腐蚀的类型

按照腐蚀环境分类：腐蚀可分为介质腐蚀、大气腐蚀、海水腐蚀、土壤腐蚀等；按照引起腐蚀的介质分类：腐蚀可分为硫腐蚀、氯腐蚀、环烷酸腐蚀、氢腐蚀、氧腐蚀等；按照引起腐蚀的温度分类：腐蚀可分为高温腐蚀和低温腐蚀。6.2焦化原料中的腐蚀介质焦化装置加工含硫原油和劣质原油的倾向加大，原料中腐蚀性物质的含量和种类增加，腐蚀情况复杂。焦化原料中的腐蚀性物质主要为各种形态的硫化物（主要腐蚀介质）、氮化物、氯化物、有机酸等，这些腐蚀性物质会产生各种类型的腐蚀。焦化原料中的硫含量往往比原油中的硫含量高得多。6.3焦化装置防腐蚀措施防腐蚀设计：避免异种金属直接接触，防止发生接触腐蚀（电偶腐蚀）；避免存在死角，