1、靈活調整循環比的生產技術總結 第 PAGE 8 頁靈活調整循環比的生產技術總結 第 PAGE 9 頁靈活調整循環比的生產技術總結 第 PAGE 1 頁經過對流流段換熱熱的傳統統焦化流流程一、前 言延遲焦化化因投資資低、對對原料適適應性強強和工藝藝簡單而而成為煉煉廠減壓壓渣油輕輕質化的的主要手手段。市市場變化化要求焦焦化裝置置在安排排生產方方案時從從增大處處理量或或提高輕輕質油收收率兩方方面綜合合考慮以以達到最最佳效益益，調節節循環比比是改變變焦化裝裝置處理理量和產產品分布布的主要要方法。傳統延遲遲焦化工工藝減壓壓渣油通通過對流流室加熱熱后進入入分餾塔塔底與油油氣換熱熱來調節節循環比比，分餾餾塔

2、底易易結焦，循環比比調節不不直觀，難以實實現超低低循環比比操作；可調循循環比流流程減壓壓渣油不不進分餾餾塔底，焦炭塔塔瓦斯油油氣依靠靠分餾塔塔底循環環油降低低溫度，循環油油外取熱熱后同減減壓渣油油一起進進入焦化化爐直接接加熱到到反應溫溫度，解解決了分分餾塔底底對換后后終溫的的制約，循環比比調節靈靈活且易易實現超超低循環環比操作作。二、延遲遲焦化工工藝流程程延遲焦化化是利用用在熱轉轉化率(熱轉化化深度)較低時時，重油油不易結結焦特點點，讓重重油快速速通過焦焦化爐爐爐管并獲獲得重油油輕質化化所需要要的能量量，使生生焦反應應“延遲”到焦炭炭塔的工工藝過程程，目前前國內存存在三種種工藝流流程：1 經經

3、過對流流段換熱熱的傳統統焦化流流程參見圖1，經經過對流流段換熱熱的傳統統焦化流流程,減減壓渣油油1000左右進進入裝置置換熱到到2300后進入入焦化爐爐對流段段換熱到到3300左右經經三通閥閥分兩路路進分餾餾塔，一一路（上上進料）進入分分餾塔人人字擋板板上方與與焦炭塔塔油氣換換熱，氣氣相進入入分餾塔塔上部切切割成各各種產品品，渣油油和冷凝凝后的液液相組分分一起進進入分餾餾塔底；另一路路（下進進料）從從分餾塔塔油氣入入口下方方直接進進入分餾餾塔底。循環油油和渣油油的混合合物（輻輻射進料料）由輻輻射泵升升壓后進進加熱爐爐輻射段段加熱至至一定溫溫度進焦焦炭塔反反應。這這種老式式的焦化化流程主主要缺點

4、點是：分餾塔塔底容易易結焦：分餾塔塔底溫度度通常在在3800左右，且隨著著循環比比升高，分餾塔塔塔底溫溫度會進進一步升升高，容容易造成成分餾塔塔底結焦焦； 低溫位位余熱難難以利用用：換后后終溫過過高，會會導致分分餾塔底底溫度過過高，限限制了裝裝置間的的熱聯合合及裝置置內的換換熱網絡絡優化，裝置燃燃料單耗耗過高。循環比比調節不不直觀：循環比比是通過過三通閥閥控制對對流油進進分餾塔塔的上、下部進進料的流流量來調調節，更更難實現現超低循循環比操操作。；2 換換熱后直直接進分分餾塔塔塔底的新新焦化流流程參見圖2，為為了強化化減壓渣渣油與和和主分餾餾塔側線線柴油、中段回回流、焦焦化蠟油油的換熱熱，進而而

5、提高換換后終溫溫，降低低分餾塔塔底溫度度，節約約裝置燃燃料消耗耗，目前前新設計計的延遲遲焦化流流程減壓壓渣油換換熱后不不進焦化化爐直接接換熱到到進2880左右進進入到分分餾塔底底作為焦焦炭塔頂頂瓦斯的的急冷熱熱源，這這種換熱熱流程能能使換后后終溫提提高500800左右，但仍存存在以下下缺點：循環比比調節不不方便：循環比比是通過過三通閥閥控制對對流油進進分餾塔塔的上、下部進進料的流流量來調調節；難以實實現超低低循環比比：焦炭炭塔塔頂頂油氣溫溫度4220左右，要控制制蒸發段段溫度在在3955以下，必須通通過部分分對流油油和高溫溫油氣換換熱，使使油氣中中的重組組分冷凝凝到分餾餾塔底才才能實現現，循環

6、環比難以以降到115%以以下。3 可可調循環環比延遲遲焦化流流程參見圖3，可可調循環環比焦化化流程渣渣油不再再進分餾餾塔，焦焦炭塔瓦瓦斯油氣氣依靠分分餾塔底底循環油油降低溫溫度，循循環油外外取熱后后一路作作為分餾餾塔上部部回流控控制分餾餾塔蒸發發段溫度度，另一一路作為為分餾塔塔下部回回流控制制分餾塔塔底溫度度，第三三路作為為循環油油，用于于調節裝裝置循環環比，這這種流程程一方面面解決了了分餾塔塔底溫度度對換后后終溫的的制約，另一方方面循環環比調節節靈活，可實現現超低循循環比操操作。三、延遲遲焦化工工藝流程程選用1背 景景長嶺分公公司延遲遲焦化裝裝置19971年年5月建建成投產產，原設設計減壓壓

7、渣油加加工能力力60萬萬噸/年年，二爐爐四塔工工藝流程程。九五五年焦化化裝置擴擴能改造造后，加加熱爐和和分餾塔塔產能都都達到了了80萬萬噸以上上，但焦焦炭塔加加工能力力仍600萬噸/年，生生產能力力互不匹匹配，220022年對裝裝置進行行了改造造，改造造后裝置置處理能能力達到到1200萬噸/年，為為了解決決裝置能能耗過高高、分餾餾塔底結結焦等問問題，改改造中，焦化爐爐采用了了可調循循環比加加熱流程程。2 投用用情況20022年1220萬tt/a延延遲焦化化裝置改改造采用用可調循循環比流流程后，開工順順利，相相對與原原加熱流流程，改改造后：延長了了裝置操操作周期期：分餾塔塔蒸發段段溫度控控制在3

8、3803955時，改改造前后后分餾塔塔底典型型溫度參參見圖4，改改造后分分餾底溫溫度下降降到3770以下，比改造造前下降降1020，減少少了焦粉粉在分餾餾塔底部部的積結結硬度，有效地地減緩了了分餾塔塔底結焦焦，消除除了分餾餾塔底結結焦對長長周期運運行的制制約， 20002年開開工以來來，分餾餾塔一直直運行正正常； 降低低了裝置置燃料消消耗：改改造前后后，裝置置換熱網網絡參見見圖55和圖6，為為了避免免分餾塔塔底溫度度過高，改造前前，分餾餾系統低低溫預熱熱未有充充分利用用，減壓壓渣油換換后終溫溫只有2280，可調調循環比比流程消消除對換換后終溫溫的限制制，改造造后減壓壓渣油換換后終溫溫達到333

9、0，對流流轉輻射射溫度比比改造前前高100200，節約約燃料消消耗在22kg標標油/噸噸減壓渣渣油以上上； 改善善了輻射射泵的運運行環境境：傳統焦焦化流程程，由于于對流油油與高溫溫油氣換換熱，一一方面，從焦炭炭塔帶入入油氣中中的焦粉粉進入分分餾塔底底；另一一方面，分餾塔塔底高溫溫油易結結焦，雖雖經過濾濾器，但但仍有部部分焦帶帶入輻射射泵造成成流道不不暢，影影響輻射射泵的運運行。采采用可調調循環比比流程對對流油不不進分餾餾塔，分分餾塔底底溫度可可控制在在35003770，即防防止了分分餾塔底底結焦，也避免免了輻射射泵入口口帶焦，采用可可調循環環比流程程后，加加熱爐進進料泵運運行良好好，未出出現抽

10、空空現象。 提高高了劣質質渣油處處理能力力：重油油在液相相碳化過過程中，其中的的稠環芳芳烴逐漸漸經熱解解及縮聚聚并定向向排列形形成不溶溶于母液液（油）的球狀狀塑性物物，即所所謂的中中間相小小球體，小球體體內部有有層次地地聚集著著很多稠稠環芳烴烴的分子子。生成成的小球球體有一一個成長長、相遇遇和融并并、增粘粘和老化化，以及及定向和和固化的的變化歷歷程。中中間相小小球體充充分長大大、融并并、定向向，最后后固化為為焦炭。但其成成焦過程程及其結結構和物物理性能能都會有有很大的的差異。有明顯顯差異的的即是形形成針狀狀焦和球球狀焦，而普通通焦則介介于兩者者之間。參見圖圖-7,在處理理劣質納納波油時時,裝置

11、置生成大大量的直直徑為225mmm彈丸丸焦炭，其中伴伴有象排排球大小小的圓球球焦, 造成焦焦炭塔振振動。納納波油的的一般性性質參見見表11，2，原料性性質是形形成彈丸丸焦的主主要因素素，高瀝瀝青質含含量的原原料易生生成彈丸丸焦，利利用可調調循環比比流程，我們成成功地解解決了納納波油進進焦化形形成彈丸丸的問題題。 實現現了各種種不同循循環比的的生產方方案：可調循循環比流流程的投投用，使使焦化裝裝置可按按生產任任務在不不同循環環比的生生產方案案下安排排生產，調整產產品結構構或處理理量，裝裝置更加加安全平平穩運行行，為煉煉廠創造造更大的的經濟效效益。裝裝置采用用可調循循環比流流程后，操作條條件見表表

12、3，各種循循環比生生產方案案的處理理量及產產品分布布如表4所示示。在裝裝置投產產初期，因渣油油庫存較較高，裝裝置采用用0循環環比操作作，能有有效地提提高裝置置加工量量。在公公司生產產2500#重油油時，裝裝置采用用較小循循環比操操作，部部分重循循環油外外甩，用用來調和和2500#重油油，裝置置液體油油收率得得到提高高。當需需要提高高輕質油油收率時時，裝置置采用較較大循環環比操作作?？烧{調循環比比技術的的應用，實現了了裝置加加工量和和產品分分布的最最佳組合合，從而而使裝置置效益最最大化。四、結 論可調循環環比流程程塔底溫溫度低、容易回回收裝置置低溫余余熱、可可有效地地消除分分餾塔底底結焦對對長周

13、期期運行的的影響，在處理理劣質渣渣油時也也存在一一定優勢勢，循環環比調節節容易并并可實現現零循環環比操作作。相對對于目前前流行的的換熱后后直接進進分餾塔塔塔底的的新焦化化流程，可調循循環比流流程投資資費用略略高，在在選擇采采用何種種流程時時，應根根據實際際情況綜綜合考慮慮。圖1 經經過對流流段換熱熱的傳統統焦化流流程圖2 換熱后后直接進進分餾塔塔塔底的的新焦化化流程圖3 可調循循環比焦焦化流程程圖-4 改造前前后分餾餾塔底溫溫度圖-7 劣質渣渣油產生生的彈丸丸焦表1 納波原原油與其其它原油油一般性性質對比比原油的名名稱納波原油油中質塔河河原油重質塔河河原油塞巴原油油勝利原油油密度，tt/m33

14、運動粘度度，mmm2/s殘炭，%酸值，mmg KKOH/g凝點，灰份，%，%，%，%，%，pppm，pppm瀝青質，%0.93302139.811.8840.322-70.07721.8990.57785.6629410.0070.9117877.44510.330.833-110.03385.22711.7701.5880.32228.99150.57.70.966781979916.551.377-70.055984.99810.6692.5990.42241.2229413.770.8772111.9973.6440.933-140.000486.44212.8820.6000.3001

15、4.666.1770.4880.91161167.846.91.08885.77912.3361.0770.38827.001.5220.844表 22 納納波渣油油與其它它渣油一一般性質質對比原油名稱稱納波渣油油中質塔河河渣油重質塔河河渣油塞巴渣油油勝利渣油油密度，tt/m33運動粘度度，mmm2/s殘炭，%酸值，mmg KKOH/g凝點，灰份，%，%，%，%，%i，pppm，pppmu，pppme，pppma，pppm飽和烴，芳烴，膠質，瀝青質，芳烴瀝瀝青質,%0.97773無法做.0.99914.1.01141.0.966771811116.9980.4554786.22711.0051

16、.2660.96643.2220.770.044425.0012.8820.77040.11129.8842.5220.98814.表 33 操操作條件件一覽表表項 目1234循環比，%0102035分餾塔底底溫度/356358360359蒸發段溫溫度/394390388383蠟油箱溫溫度/386384381378分餾塔頂頂溫度/100102103102分餾塔頂頂壓力/ MPPa0.16600.15560.15550.1448加熱爐進進料溫度度/320326328334加熱爐出出口溫度度/495496497498焦炭塔塔塔頂壓力力/ MMPa0.19980.19940.19920.1887焦炭塔頂頂溫度/424423422422生焦周期期/h24242424表 44 不不同循環環比下裝裝置的處處理量及及產品分分布項 目1