武汉分公司2#焦化改造论文（最终） - 图文

中国石化武汉分公司

定向反射技术在武汉分公司2#焦化加

热炉应用

中石化武汉分公司 肖翔

摘要 本文介绍了定向反射技术的原理及在武汉分公司2#延迟焦化装置的改

造过程及应用效果。通过定向反射技术的应用，改造后在装置处理能力增加近30%的基础上，生产能耗降低，液体产品收率增加明显，装置运行平稳，经济效益显著。

关键词 定向反射 焦化 加热炉 应用

延迟焦化是一种利用重油在热转化深度较低时不易出现结焦前体物（结焦母体）的特性，在焦化加热炉管内获得重油轻质化所需要的能量，然后在焦炭塔内完成生焦反应的工艺过程。控制焦化炉炉管结焦速率是确保延迟焦化装置长周期运行的基础；尽量提高焦化炉生焦反应给热量及生焦反应给热品质，确保生焦反应（吸热）所需要的热量，减少装置的焦炭产率及干气产率提高汽柴油收率，是该工艺过程获得经济效益的技术关键。

焦化炉是延迟焦化装置的核心单元设备，焦炭塔的反应过程与反应结果由焦化炉控制，其地位与催化裂化提升管，乙烯装置裂解炉相当，决定了装置规模、操作周期及经济效益。目前国内焦化加热炉应用较多的是单面辐射炉和双面辐射炉技术，渣油在炉管内的流向基本都是从对流管进入辐射管后，由上至下梯次升温，在炉管外壁温度最高点处出加热炉，将焦化反应延迟到焦炭塔内进行。

焦化加热炉的操作决定了装置处理能力和收率水平，中国石油化工股份有限公司武汉分公司有两套延迟焦化装置。1#延迟焦化装置处

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理能力为100万吨/年，采用二炉四塔工艺。2#延迟焦化装置设计处理能力为120万吨/年，采用一炉两塔工艺，武汉分公司渣油的处理能力与延迟焦化装置的加工能力不配套，焦化渣油处理量长期在120～150万吨/年，实际生产中必须开满2#延迟焦化装置，同时间断地开停半套1#延迟焦化装置，即1#焦化只开其中的1炉2塔。这样带来以下问题：（1）装置能耗高；（2）1#焦化只开一个系列，低负荷状态下操作难度大。（3）在武汉分公司炼油二期改造完成后，现有的二套焦化装置的处理能力仍不能满足全厂加工量需要，同样需要2#焦化处理能力的进一步提高。为了解决这些问题，2#延迟焦化装置于2010年10月进行了扩能改造，核心即是采用定向反射技术改造加热炉 。

1 炉管结焦机理及定向反射技术简介 1.1 结焦机理

图1 结焦机理

按自由基反应机理，在渣油热转化过程种，裂化和缩合两种反应是同时发生的，裂化反应的活化能较低，在温度较低时，裂

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化反应的反应速度大于缩合反应的反应速度，随温度的上升和裂化反应深度的增加，缩合反应的反应速度逐渐加大，当温度升高到渣油临界温度的下限时，沥青质种的稠环化合物的分子在热力作用下，靠分子极性产生的吸引力相互平移接近，形成更大的分子。中间相体的形成和出现是相变过程的初级阶段，碳质沥青质的形成是相变过程的中级阶段，石油焦的形成是相变过程的高级阶段。 1.2定向反射炉技术

定向反射技术的核心之一是通过附墙燃烧器加热炉墙，使之成为一个定向均匀的反射面，炉管受热更加均匀，减少不正常燃烧时火焰舔管的概率。通过增加对流和辐射炉管，采用“下进上出”的流程，改变油品在炉管内的流向，在避免油品在炉管内结焦的同时，延长了油品在高温段的停留时间。

图2 传统燃烧方式与炉管走向

图3 新的燃烧方式与炉管走向

2 2#延迟焦化扩能改造内容

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2.1加热炉改造内容

（1）增加辐射室、对流室排管

为扩大辐射室空间，将原4路辐射管（单排双面辐射形式）每路由26根增加至32根，每路增加的6根炉管按双排布置在辐射室最上端，即只增加3层。增加的6根炉管为“双排双面辐射”形式，相应更换炉支吊架。

原对流室上部预留了2排16根炉管的位置，本次改造增加16根翅片管。涉及改造部分：

增加炉管Φ127×10×17386共6×4=24根。增加翅片管Φ127×10×17000共16根。加长更新辐射管架20套。炉底钢结构及衬里更新，侧墙、端墙加长。 （2）将辐射室流程改为下进上出

延迟焦化炉的设计要求油品温度大于426℃后在管内的停留时间不超过45秒。原流程，渣油在对流室加热后进入辐射室上部，后由下部出加热炉。增加排管后势必延长高温段停留时间。因此，对管系走向进行了优化，通过设置炉外转油线，渣油出对流室后进入辐射室底部，由辐射室上部出，避开过热区域，缩短油品停留时间，延缓结焦，延长炉子连续运行时间。改造后油品在427℃以上管炉停留时间 33秒。注汽点位置相应变更。涉及改造部分：

增加Φ127×10辐射至对流转油线4根。加热炉至焦炭塔前四通阀转油线改造，渣油辐射室出口抬高约5米。辐射出口至四通阀的转油

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线应尽量短，根据现场管线布置情况，尽量采用满爬坡的方式走线，这样有利于减少震动，并防止弹丸焦的产生。 (3)燃烧器更新

“双面定向反射炉”技术的核心之一为通过附墙燃烧器加热炉墙，使之成为一个定向均匀的反射面，炉管受热更加均匀。本次改造，将96台燃烧器更换为新型贴墙火嘴，其位置移至紧靠炉墙。贴墙燃烧能使热强度下移，并减少不正常燃烧时火焰舔管的概率，增大底部热强度。涉及改造部分：

更换燃烧器96台，炉底风道改造。 (4)辐射室衬里改造

炉底下移后，中间火墙及侧墙均加高600mm以上。炉底衬里重做，并采用高铝耐火砖。

采用贴墙燃烧，火墙中部采用凹凸设计，以强化底部传热，HFz大约控制在 2.5～3m，凸墙不小于三层。

为减小过剩空气系数，利于贴墙燃烧，将侧墙看火孔密封。涉及改造部分：

中间火墙及炉底衬里更新，辐射室侧墙及端墙改造，密封侧墙看火孔。

(5) 空气预热器改造

由于加热炉负荷的增加，排烟温度也会随着上升。为进一步提高加热炉热效率，改造现有热管空气预热器。在现有空气预热器构架上

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方再增加前置列管空气预热器一台，一则降低进入热管空气预热器的烟气温度保护热管，二则进一步回收热量提高热效率。空气预热器支撑构架上方的热烟道截短，放置新的列管空气预热器，与上次改造新增的列管空气预热器组合。涉及改造部分：

增加前置列管空气预热器一台，下引热烟道截短改造。 2.2 其它改造内容

在进行加热炉定向反射技术改造的同时，我们还利用这一机会，进行了其它消缺改造，主要包括：

（1）焦炭塔塔底自动底盖机部分改造：用焦化塔底阀取代塔底盲盖及塔底盖机，增加如下设备：进料段、阀体部分、卸料段、液压油缸、控制柜、液压油站等部分。

（2）焦化分馏系统配套部分改造：原分馏系统进行配套改造，增加分馏塔蜡油换热器并调整分馏塔各段取热，达到能量优化利用的效果.同时更换了分馏塔部分塔盘板，更换重蜡油泵及蜡油泵等,以及新增重蜡油外送和油浆掺炼流程。

（3）焦化脱硫醇系统部分改造：对原有氧化塔、剂碱分离罐、溶剂洗沉降罐进行改造。新增中间缓冲罐、水洗罐、溶剂缓冲罐、旋流萃取机和水洗泵等。

(4)新增部分节能改造项目:主要包括以汽包除氧水替代冷焦大吹汽用蒸汽，脱硫醇剂碱加热器蒸汽热源改用凝结水作热源，蒸汽凝结水回收等项目。

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3 改造效果

为了检验扩能改造后2#延迟焦化处理能力、装置能耗变化、主要技术指标、产品质量、加热炉运行情况和热效率等情况，我们组织在2011年1月11日9:00-1月13日9:00对2#延迟焦化装置进行了标定。

3.1装置物料平衡

由于标定时间只有三天，为更准确地反映装置改造后的运行情况，还选取了改造前后装置运行的平均数据进行对比说明。见表1。

表1 标定期间物料平衡

日期 项目

标定期间 吨/天

收率%

4267.67 100.00 4267.67 3393.33 874.33

3222.3

2010.9改造前 吨/天

收率%

增减 %

-3.60 0.85 -1.55 -0.30 -0.03 -1.52 0.00 -0.16

2010.12改造后（相比改造前） 吨/天

收率%

3749.35

6.97 -5.6 1.38 -0.9 -0.23 -0.01 -0.92 0.00 0.00 2.75 0.69 增减 %

处理量

总进料 热料 冷料 柴油出 蜡油出 汽油出 液态烃出 干气出 富液至综合 焦碳

收芳烃抽余油 损失 总液收 总收

1354.67 31.74 819.63 25.44

936 21.94 823.03 25.54 661 15.49 472.00 14.65 99.67 209.61 3.13 29.26

0.01

-2.41 2951.67

-0.06

0 3.33

0 0.1

2.33 124.97 4.91 167.83 0.07

3.23

3.88 5.21 0.1

6.31 1215.03 32.41

747.45 19.94 601.16 16.03 85.77 2.98 186.90 4.98 3.23 0.09 905.94 24.16 0.00 0.00 3.23

0.10

978.67 23.56 808.27 25.08

69.18 2114.67 65.63 3.55 2563.65 68.38 0.16 3745.48 100.59

4266.47 100.06 3218.97 99.90

物料平衡数据均是根据装置计量表读取，其中焦炭产量靠人工测量有一定误差，焦炭产品堆密度选为0.85。从表1数据可见：改造后装置处理能力达到设计要求，液收产率提高了2.75个百分点、焦

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炭产率降低0.92个百分点以上，蜡油产率减少了5.6个百分点，总轻收（汽、柴油）上升6个百分点以上。 3.2 装置能耗数据

表2 标定期间装置的能耗数据

本次标定 2010.9能耗 计算 标定 能量消耗 处理量 能量消耗 单位(天) 实际 kgEo/t t kgEo/t

4267.67 22.489338 23.52 t t t t t kw.h-1 t t t t t t t t

0 57690 71 124 1.33 108656 75 152 28 61 0 0 320

0.000391 1.35179 0.15272 0.007275 -0.22262 5.855892

-1.3376 2.9944 0.5896 13.585 0 0 -0.48751

0 1.5426 0.3864 0.005 0 6.5734

-3.04 2.66 1.144 14.25 0 0 -0.002

项目

1.能耗合计 2.水：新鲜水

循环水 除氧水 除盐水 凝结水 3.电 4.蒸汽

自产 消耗 5.中压蒸汽 6.燃料气 7.冷媒水 8.热进料 9.低温水

本次标定期间焦化生产能耗为22.49kgEo/t，2010年9月能耗23.52kgEo/t。与装置改造前相比，降低了1.05kgEo/t，其中加热炉单耗下降了0.665 kgEo/t。

表3 加热炉炉膛温度变化情况

阶段

炉编号 炉膛A

改造前

炉膛B 炉膛C

项目 炉膛温度 炉膛温度 炉膛温度

单位 ℃ ℃ ℃

日期

2010.9.28 2010.9.17 2010.8.28

682 621 672

730 650 680

710 670 675

平均值

707 647 675

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炉膛D 炉编号

改造后

炉膛A 炉膛B 炉膛C 炉膛D

炉膛温度 项目 炉膛温度 炉膛温度 炉膛温度 炉膛温度

℃ 单位 ℃ ℃ ℃ ℃

677

710

720

702

2011.1.11 2011.1.12 2011.1.13 平均值

682 672 702 720

700 686 702 728

702 700 704 718

695 686 702 722

表4 加热炉炉管表面温度变化情况

阶段

炉编号

项目 第1根温度 第26根温度 第1根温度 第26根温度 第1根温度 第26根温度 第1根温度 第26根温度 项目 第1根温度 第26根温度 第1根温度 第26根温度 第1根温度

单位 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ 单位 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃

日期

2010.9.17 2010.9.22 2010.9.30

425 550 365 552 413 545 416 538

516 558 370 557 418 549 414 543

528 552 371 543 405 534 415 528

平均值 490 553 369 551 412 543 415 536

炉膛A 炉膛B

改造前

炉膛C

炉膛D

炉编号 炉膛A 炉膛B 炉膛C

2011.1.11 2011.1.12 2011.1.13

391 521 416 513 389

386 518 411 514 386

384 516 410 514 382

387 518 412 514 386

改造后

表5 加热炉节能效果计算

项目 辐射炉膛温度 烟气入预热器温度 烟气出预热器温度 空气出预热器温度 单位 ℃ ℃ ℃ ℃ % 炉效率 改造前 682 316 170 280 90.45 改造后 702 275 115 302 92.2 备注 仪表有误 由表4数据可以看到，改造后加热炉炉管外壁温度下降明显。标定期间，加热炉能够满足大处理量的负荷要求，未出现炉管或炉膛超温的现象，加热炉热效率达到92%以上。加热炉鼓风机、引风机运行良好，均能满足加热炉生产需求，烟道挡板可以自如调节，四台

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分支进料阀能根据生产需求合理调节加热炉进料量，SIS自保联锁系统在平时生产过程中，能根据设计要求联锁自保。

本次加热炉改造我们充分吸取金陵石化3#加热炉改造的经验，在炉内衬保温钉的材质和数量上都有所提升，同时改进了加热炉炉墙保温砖安装方式，在装置开工阶段对加热炉严格按照烘炉曲线安排升温进度。在烘炉完成后，进入炉膛检查炉内各衬里有无裂缝和脱落、火嘴结焦与否、钢架吊挂有无弯曲变形情况，发现除炉底砖部分轻微拱起，其它部位外形良好。

图4为改造后火嘴燃烧状况 图5 新型燃烧器

4 装置运行经济技术分析

根据三天的标定情况和各项消耗的统计，我们对装置运行的经济性进行分析：从装置的产、耗数据比较来折算总效益为516.6万元，单位加工量的效益为403.5元/吨，见表6。

表6 改造后效益计算

消耗 项目 原料（t） 常顶气（t） 瓦斯（t） 数量 12803 252 183 单价（元/吨） 1500 1625 1625 总价（元） 合计（元） 19204500 409500 297375 20269375.66

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3.5MPa蒸汽（t） 86 1.0MPa蒸汽（t） 458 160 150 0.615 1.34 0.25 10 10 0.17 0.085 0.885 0.885 20085.48 24786.33 17948.72 2600 2600 1950 802 2700 1625 1625 1950 150 1.34 13760 68700 200471.55 40.2 43267.5 2130 3730 4512.99 3937.88 10226.175 0 502.137 619.65825 6102.5648 5155800 10566400 5475600 2354672 807300 1021865 0 -14077.05 68100 241.2 25435901.15 电Kw/h-1 325970 30 173070 213 373 26547 46328 新鲜水（t） 循环水（t） 除氧水（t） 软化水（t） 净化风（Nm） 非净化风（Nm） 3330.7MPa氮气（Nm） 11555 2.2MPa氮气（Nm） 缓蚀剂（t） 破乳剂（t) 消泡剂（t) 30.025 0.025 0.34 1983 4064 2808 2936 299 628.84 -7.219 454 180 产出 汽油（t） 柴油（t） 蜡油（t） 焦炭（t） 液化气（t） 干气（t） 酸性气（t） 甩油+损失（t） 自产蒸汽（t） 凝结水（t） 总效益 含硫污水 395 5166525.49 需要说明的是，计算过程中未考虑人工成本及设备折旧费用，含硫污水及含油污水的排放也未计算在内。需要说明的是：产品单价均为内部结算价格，与实际价格有一定差距，尤其是焦化液态烃经脱硫醇后做为商品液化气送出，单价仅为2700元/吨,明显偏低。对比120万吨/年的标定数据。见表7。

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表7 改造前效益计算

消耗 项目 常顶气（t） 瓦斯（t） 数量 原料（t） 9977 156 192.271 单价（元/吨） 总价（元） 1500 1625 1625 160 150 0.615 1.34 0.25 10 10 0.17 0.085 0.885 0.885 2600 2600 1950 802 2700 1625 1625 1950 150 1.34 14965500 253500 312440 25120 103650 169349.6 0 38120.25 4090 1600 2172.26 3933.2 10718.2 3838.2 3819400 6918600 4134000 2144548 858600 286000 8775 766350 27300 71.02 3069612 18963644 合计（元） 15894032 3.5MPa蒸汽（t） 157 1.0MPa蒸汽（t） 691 电Kw/h-1 275365.2 0 152481 409 160 12778 333新鲜水（t） 循环水（t） 除氧水（t） 软化水（t） 净化风（Nm） 3非净化风（Nm） 46273 0.7MPa氮气（Nm） 12111 2.2MPa氮气（Nm） 4337 产出 汽油（t） 柴油（t） 蜡油（t） 焦炭（t） 液化气（t） 干气（t） 酸性气（t） 甩油+损失（t） 自产蒸汽（t） 凝结水（t） 含硫污水（t） 总效益 1469 2661 2120 2674 318 176 5.4 393 182 53 427 在相同的计算条件下，对比2#焦化装置在改造前后的标定数据，在3天的标定期间，从装置的产、耗数据比较来折算总效益为306.9万元，其单位加工量效益为307.67元/吨，改造后单位加工效益提高了近100元/吨，提高了约30%，说明改造后经济效益明显。分析原因一方面改造后产品分布发生变化,轻收和液收增加，焦炭收率减少，经济收益增加。另一方面能耗较改造前降低较多。

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5 结论

（1）采用定向反射炉技术在我公司2#焦化装置加热炉应用效果明显，改造后的加热炉效率提高到92%以上，炉管外壁温度降低，火焰燃烧稳定，无添管情况出现，同时促进了渣油裂解反应深度。装置液体产品收率提高，产品合格，生产能耗下降，经济效益显著；

（2） 在完成消除瓶颈适应性改造后，全装置加工能力达到 设计要求，压缩机、高压水泵、辐射泵、富气压缩机等关键设备均能够匹配，新上设备运行正常，均达到设计要求；

（3） 因原料油进装置温度偏低，换热终温难以达到设计要求， 分馏塔蒸发段温度较高，且蜡油下循环洗涤量过小，循环油量难以调节，一定程度影响了加热炉瓦斯耗量和全装置的能耗，还需要对生产进一步优化和技术改造。

（4） 提高装置处理量后，焦炭塔油气气速和油气中携带的焦粉含量增大。需对目前处理量下的焦炭塔泡沫层高度进行控制，适当加大消泡剂注入量，同时考虑加注具有降低生焦高度功能的助剂。 （5） 增上自动底盖机后，因除焦口全封闭，在除焦完成后不便于检查油气进料入口结焦情况,为保证长周期安全运行和装置平稳需要，计划下次检修在管线上增加三通进料短接。

（6）在本次改造中仅更换了风机电机，靠提高风机转速满足加热炉负荷提高的要求，存在一定的卡边现象，风机震动加大，还需进行加固或更换。

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参考文献 1. 2. 3. 4.

瞿国华.延迟焦化工艺与工程.中国石化出版社 中国石化总公司标准：《炼油厂管式加热炉设计技术规范》SHJ1035-84，1984 肖家治《焦化炉工艺校核方法地研究》炼油设计，2001，31（10） 郑战利《我国大型延迟焦化炉开发研究方向》，中国石化延迟焦化技术交流暨第二届焦化年会报告论文集，2005

作者简介：肖翔，高级工程师，1991年毕业于浙江大学化学工程与工艺专业，

现任中石化武汉分公司技术处高级主管，从事技改及科技项目管理工作。

附：标定期间主要操作条件

标定期间主要操作条件

项目

热渣油进料量 冷渣油进料量 原料油换热终温 分馏塔顶温度 分馏塔塔顶压力 蜡油集油箱温度 蜡油上回流温度 蜡油下回流温度 蒸发段温度 油气入塔温度 重蜡油返分馏塔流量 分馏塔底温度 A路分支流量 B路分支流量 C路分支流量 D路分支流量 A路辐射出口温度 B路辐射出口温度 C路辐射出口温度 D路辐射出口温度 辐射出口总管压力 辐射出口总管温度

单位

t/h t/h ℃ ℃ MPa ℃ ℃ ℃ ℃ t/h t/h ℃ t/h t/h t/h t/h ℃ ℃ ℃ ℃ MPa ℃

数据

140 38 297 115 0.1 375 220 270 415 418 11 310 58 58 58 58 494 496 496 495 0.30 489

项目

烟气出引风机压力 空气出预热器温度 烟气入预热器温度 烟气出预热器温度 辐射室顶温度 辐射室顶温度 炉用瓦斯流量(A) 炉用瓦斯流量(B) 炉用瓦斯压力 烟气排出温度 加热炉氧含量 富气至吸收塔流量 吸收塔顶压力 脱吸塔底温度 脱吸塔顶温度 脱吸塔顶压力 稳定塔底温度 稳定塔顶温度 稳定塔顶压力 塔顶回流罐压力 干气脱硫塔压力 液化气出装置压力

单位 数据

Pa ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Nm3/h Nm3/h MPa ℃ % Nm3/h MPa ℃ ℃ MPa ℃ ℃ MPa MPa MPa MPa

-160 302 280 116 701/694 705/720 1650 1655 0.40 115 2.0 17000 1.13 139 74 1.28 149 47 0.95 0.93 0.99 1.4

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