吉林石化乙烯裂解炉校验 庞毕业设计 - 图文

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目 录

第1章 综 述 ............................................................... 1

1.1 石化工业的发展现状与趋势 ............................................ 1 1.2 乙烯在石油化工中的地位和作用 .......................................... 3 1.3国内乙烯生产与发展趋势 ................................................ 4

1.3.1乙烯的需求 ....................................................... 5 1.3.2乙烯的产能 ....................................................... 5 1.3.3大型乙烯生产厂和生产商 ........................................... 5 1.3.4 2006年以后大型乙烯扩能项目 ...................................... 7 1.4乙烯裂解炉先进控制技术的应用情况 ...................................... 9

1.4.1裂解深度控制 ..................................................... 9 1.4.2 超选择性管式裂解炉（USC炉）的简介 ............................. 12 1.4.3新型裂解炉与裂解技术 ............................................ 14 1.4.4抑制裂解炉结焦技术 .............................................. 15 1.4.5裂解炉的节能措施 ................................................ 16 1.5裂解炉核算的目的和意义 ............................................... 19 第2章 核算 ................................................................ 20

2.1. 核算方法 ............................................................ 20

2.1.1管式裂解炉的热负荷QE ............................................ 20 2.1.2对流室热负荷QC的计算 ........................................... 20 2.1.3辐射室热负荷QR的计算 ........................................... 20 2.1.4燃料用量的计算 .................................................. 21 2.1.5全炉热平衡 ...................................................... 22 2.2核算已知数据 ......................................................... 24 2.3核算部分 ............................................................. 25

2.3.1预热段（对流段）热负荷QC的计算 ................................. 25 2.3.2辐射段热负荷QR的计算 ........................................... 26 2.3.3燃料用量的计算 .................................................. 31 2.3.4裂解全炉热平衡 .................................................. 34 2.3.5 物料衡算 ....................................................... 37

第3章 分析与讨论 ........................................................... 39

3.1对流室和辐射室热负荷 ................................................. 39 3.2过剩空气系数α，烟气量及热效率η ..................................... 39 3.3最高火焰温度和桥墙温度 ............................................... 39 3.4误差分析 ............................................................. 40 第4章 展望 ................................................................. 41 符号说明 .................................................................... 46 附 录 ....................................................................... 47 谢 辞 ...................................................................... 48 参考文献 .................................................................... 49

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第1章 综 述

1.1 石化工业的发展现状与趋势

自20世纪初期以来，石油和天然气得到了大量的开采和利用，向人类提供了各种染料和吩咐的化工原料。1920年，没过新泽西标准石油公司采用了C.埃利斯发明的丙烯（来自炼厂气）水合制异丙醇工艺进行生产，标志了石油化工的兴起。在20世纪40年代，管式炉裂解烃类工艺和临氢重整工艺开发成功，使有机化工基本原料如乙烯等低碳烃类和苯等芳烃有了丰富、廉价的来源。因而，石油化工突飞猛进的发展起来，很快便取代了煤在有机化工中的统治地位。

1931年氯丁橡胶实现了工业化和1937年聚己二酰己二胺（尼龙66）合成以后，高分子化工蓬勃发展起来，到20世纪50年代初期形成了大规模生产塑料、合成橡胶和合成纤维的工业，人类进入了合成材料的时代，更进一步地推动了工农业生产水平和科学技术的发展，人类活动水平得到了显著的提高。

2006年，我国经济规模继续高速扩大，需求的快速增长推动众多国际化工公司不断发展，对日本化工企业的影响尤为显著。日本化工企业一直致力于在亚洲市场建立其主导地位，在我国化工市场获得成功就意味着企业中长期发展有了保障。鉴于我国乙烯需求数量巨大，目前约为2000万吨/年，是日本的3倍。因此，我国石化市场的波动会对日本和其他亚洲国家的大型石化生产商产生重大影响。

德国和美国化工企业在上海化工园区投资建设的异氰酸酯生产厂将在4年内建成90万吨/年的生产能力，从而将改变世界氨基甲酸乙酯工业的格局。我国内地电石法PVC生产的反弹也将对国际市场产生不可低估的影响。由于人们消费水平的不断提高，我国食品和饮料产品也日趋多样化。受此影响，我国对食品调味剂的需求也在飞速增长，这反过来又加剧了调味剂生产商之间的竞争。

我国的纺织产品出口到世界各地。因此，日本化工企业纷纷在我国加速建厂生产纺织原料和染料。由于日本汽车生产商提高产量和韩国、台湾地区电子生产商在我国建立电子和电

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气设备生产基地，因此我国工程塑料、液晶显示器部件和半导体加工用化学试剂等市场正呈现出一片欣欣向荣的发展景象。

2006年12月11日中国成品油批发业务的放开，标志着我国石油石化业入世后过渡期的结束。回首过去5年，中国石油石化业在内外发展环境、行业自身发展及市场状况等方面发生了巨大、深刻而不可逆转的变化：中国石油石化市场走向全面开放，市场 主体多元化竞争格局形成，政府监管体系日渐完善并走上法制化轨道。在开放中，中国石油石化业进一步发展，在改革重组中，中国国有石油石化企业逐步做大做 强。然而，我国的石油石化企业同时也正面临着来自国内外全方位的竞争。在《财富》杂志排名中被列入世界500强的大型石油石化公司几乎已全部在我国投资建 厂或设点，埃克森美孚、壳牌、BP、道达尔、巴斯夫、杜邦、拜耳、道化学等跨国公司，大多已全面进入我国石油石化行业，进入除批发以外的上中下游各个领域。

我国经济正处于稳步快速发展阶段，国内对石油石化产品的需求快速增长。专家预计，到2010年，我国汽煤柴需求量将为1.85亿至1.89亿 吨，乙烯需求当量将达到2500万至2600万吨。巨大的石油石化产品需求潜力，将为我国石油石化企业进一步拓展市场、做大总量提供难得的战略机遇和良好 的市场条件。

可以预见，―十一五‖期间，中国石油化工行业必将迎来一个充满生机的全新发展时期。面对快速增长的石油化工市场，我国企业该如何把握时机，迎接挑战，并根据行业发展趋势制定发展战略呢？另外，石油化工行业从业者，包括来华投资经营的外商也必须时刻了解、研究自身所处的市场环境，才能审时度势，掌 握趋势，在不断遇到新情况、不断解决新问题中，得以发展、壮大。

随着生物技术的发展，化学工业与生物技术的相互渗透与结合，也是当今化学工艺的发展方向，现已初步形成具有广阔发展前景的生物化工产业，给传统的化学工业增添了新的活力。

随着高新技术的突飞猛进，人类生活和生产的不断发展，也带来了市场竞争激烈、自然

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资源和能源减少、环境污染加剧等问题，化学工业同样面临着这些问题的挑战，要走可持续发展的道路，必须做好以下几个方面的工作。

①面对市场激烈竞争的形势，积极开发高新科技，缩短新技术、新工艺工业化的周期，加快产品更新和升级的速度。

②最充分、最彻底的利用原料。除了发展大型的综合性生产企业，使原料、产业和副产品得到综合利用外，提倡设计和开发原子经济性反应。原子经济性概念是由美国化学家B.M.Trost在1991年首先提出的，在反应中应该使原料中每一个原子都结合到目标分子即所需产物中，不需要用保护基团或离去基团，因而不会有副产物或废物生成。如氢甲酰基化反应、甲醇羰基化制醋酸、Ziegler-Natta聚合反应等属于此类反应。原子经济性反应可以最大限度地利用原料，最大限度地减少废物的排放。

③大力发展绿色化工。包括采用无毒、无害的原料、溶剂和催化剂；应用反应选择性高的工艺和催化剂；将副产物或废物转化为为有用的物质；采用原子经济性反应，提高原料中原子的利用率，实现零排放；淘汰污染环境和破坏生态平衡的产品，开发和生产环境友好产品等。

④化工过程要高效、节能和智能化。 ⑤实施废物再生利用工程。

欲将以上几方面付诸实现，需要所有化学家和化学工程的艰苦努力，也需要多学科、多部门的精诚合作，更需依赖于科学的不断进取和高新技术的发展。

1.2 乙烯在石油化工中的地位和作用

乙烯是石油化工的基础原料，人们通常用乙烯衡量一个国家石油化学工业发展的水平。乙烯是石油化工的标志，在石油化工中占有重要地位。乙烯生产装置生产的乙烯、丙烯以及下游装置生产的丁二烯和三苯（苯、甲苯、二甲苯）是其他有机原料及三大合成材料（合成树脂、合成橡胶、合成纤维）的基础原料。以乙烯为龙头的石化工业在国民经济中占有重要地位，作为重要地原材料行业，石化工业的健康发展对整个国家的经济有着重大影响。

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乙烯主要用于生产聚乙烯，进而加工成为多种聚乙烯塑料制品。用于生产聚乙烯的乙烯约占整个需求量的55%，其余为生产环氧乙烷/乙二醇、氯乙烯、苯乙烯、乙醛/醋酸和乙醇的基础化工原料。

由乙烯作为石油化工基础原料合成的各类化工产品琳琅面目，种类繁多，如图1-1所示。

乙烯 加氯 加溴

1,2-二氯乙烷 1,2-二溴乙烷

乙二醇

聚酯纤维、抗冻剂

氯乙烯、三氯乙烯、过氯乙烯

塑料

加次氯酸 氯乙醇 环氧乙烷

加水 乙醇

多种化学产品

加氯化氢 氯乙烯

乙烯 低分子聚合 高级醇、α-烯烃（洗涤剂、增塑剂） 多聚 聚乙烯 电缆、无毒塑料制品

环氧乙烷 乙二醇、聚乙二醇、乙醇胺、乙烯利（α-氯乙基膦酸） 植物生长调节剂

己醛 醋酸、正丁醇。辛醇 香料、医药、增塑剂、润滑剂，表面活性剂 醋酸乙烯脂 乳剂（白胶）主要作为黏剂

傅势烷基化 乙苯 苯乙烯 橡胶 、树脂 羰基合成 丙醛 丙醇 多种化学产品 图1-1 乙烯的用途

1.3国内乙烯生产与发展趋势

从20世纪60年代初我国第一套乙烯装置建成投产至今，我国已建成了燕山、上海、扬子、齐鲁、茂名、大庆、吉林、辽阳、兰州。独山子、抚顺、盘锦等十几个以乙烯工业为龙头的大中型石化基地，形成了一定规模的乙烯工业体系。

我国乙烯工业通过50多年的发展，取得了辉煌的业绩，竞争力不断提高，已跻身世界乙烯大国。截止2007年末我国乙烯生产能力为9985kt/a，排名稳居世界第二，仅次于美国。平均单套乙烯生产装置能力也达到454kt/a。已有数套乙烯装置导套能力达到世界规模。

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1.3.1乙烯的需求

据SRI咨询公司（SRIC）咨询师Mike Devanney表示，2011年全球乙烯需求有望在2010年的基础上增长约5%，总需求将达到约1.15亿吨/年；而丙烯需求将增长约5%至7350万吨/年。据析迈公司称，2011-2012年全球乙烯产能有望增长约4.5%至约1.4亿吨/年。中东地区的乙烯产能将快速增长，2014年前的年均增速将达到17%；而亚洲地区次之，年均增速为5%。

1.3.2乙烯的产能

据统计，2006年世界乙烯总产能为1.195亿吨/年，同比增长2.8%。欧洲和北美的乙烯产能所占比例有所下降，而亚洲、中东及拉丁美洲所占比例逐渐上升。目前北美、亚洲和西欧成为世界三大乙烯产区，占世界乙烯产能的比例分别为29.2%、28.9%和20.1%，中东是世界第四大乙烯工业产区，占世界乙烯产能的10%。

我国乙烯工业经过近50年的发展，生产技术、装置规模和单炉装置产能都有很大发展，产量从1960年的700吨、1970年的5100吨上升到2007年的1024.8万吨。2007年国内乙烯产能达到997万吨，许多装置产能从60万吨/年提高到80万吨/年，以提高其规模经济性和改善资源利用率。从近些年产能的急剧增长趋势，可明显看出我国乙烯工业近年呈跨越式发展。

1.3.3大型乙烯生产厂和生产商

从2005年得统计数据来看，全球最大的乙烯生产商前三名分别是道化学（Dow Chemical）、埃克森美孚（ExxonMobil）和壳牌化工公司（ShellChemicals）。中国石化位居第7位。表1-1列出了2005年全球十大生厂商产能排名（按公司控股计）。

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表1-1 2005年全球乙烯十大生产商产能排名Kt/a

排序 1 2

生产商

Dow Chemical(道化学，美国) ExxonMobil(埃克森，美国)

能力 10370 8237 6816 6298 5091 4880 4045 3701 3327 3100 55865

3 Shell(壳牌化学) 4 5 6 7 8 9 10 总计

SABIC(沙特基础工业公司) Ineos

Lyondell（利安得，美国） Sinopec（中石化）

Chevion Phillips（雪弗龙菲利普斯，美国） Total AS BASF

数据显示，全球十大乙烯生产商的产能之和约占全球乙烯总能量带的50%以上，这充分说明了乙烯生产的规模经济型和乙烯行业的生产集中性。由于乙烯生产的规模及经济效益，在全球乙烯装置最大化的趋势下也十分明显，尤其是在中东地区和中国大陆。表1-2列出了2005年全球十大乙烯工厂的排名。

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表1-2 2005年全球十大乙烯工厂排名Kt/a

公司名称 诺瓦化学公司 沙特基础工业公司 埃克森美孚化学公司 雪弗龙菲利普斯化学公司

道化学公司 英力士烯烃和聚合物公司 爱奎斯塔化学公司 延布石化公司 道化学公司 壳牌化学公司

装置所在地

加拿大焦弗雷 沙特阿拉伯朱拜勒 美国贝敦 美国斯维尼 荷兰特纽赞 美国乔古特拉-贝荣 美国切内尔维尤 沙特阿拉伯延布 美国弗里波特 美国纳尔科

生产能力 2812 2250 2197 1868 1800 1752 1750 1705 1640 1556

1.3.4 2006年以后大型乙烯扩能项目

2006年，我国已经超过日本成为亚洲最大的乙烯生产国，生产能力将达890万吨／年，计划到2010年提高至1800万吨／年。我国国内乙烯需求也将以两位数的速度增长，远远超过生产能力增长速度，供求之间的差距即使到2010年之后仍将存在，这就为国际乙烯生产商提供了巨大的商机。鉴于我国市场空间巨大，中东和东南亚地区蜂拥建立一批大型石化工程，这使得国际石化市场变得复杂起来。与乙烯和其他石化产品极度短缺不同，我国国内一些中下游产品市场则供过于求。近年来我国一直是生产扩能改造的排头兵。2005年一季度，由英国BP公司、中国石化公司和上海石化公司合资建立的上海赛科石化公司正式投产，乙烯生产能力为90万吨／年。随后，由德国BASF公司和扬子石化公司合资建设的大型石化综合厂于2005年二季度建成投产，乙烯生产能力为60万吨／年。另外，2006年，壳牌化学公司在广东省惠州建立的石化综合厂正式运转，乙烯和丙烯生产能力分别为80万吨和43万吨／年。综合起来，我国在一年之中乙烯新增生产能力达到230万吨／年。然而，我国石化

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产品需求增速仍将继续高出供应增速。因此，在这三大石化工程投产后，我国需要进口的石化产品仍将继续增多。

我国国有石化企业通过与外国企业合作获得了生产经验和经历，开始致力于独立建设炼油-石化-一体化工厂。2005年，我国三大石油集团--中石油、中石化、中海油，尽管炼油业务由于政府控制油价而亏损，但整体业务收入和净利润增速均超过20%。特别是中石化和中海油的净利润均创新纪录。因此，这3家公司的现金流十分充足，纷纷计划建立大型乙烯工程。中石油计划到2010年建设6座乙烯生产中心，其中包括由吉林石化、兰州石化和四川石化经营的乙烯生产中心。中海油继续寻求在澳大利亚和尼日利亚获得石油开采权，以实现我国能源来源多元化战略。

（1）新一代大型乙烯生产中心的建设正在稳步进行。在2009-2010年建设高潮之前，由中石化、美国埃克森美孚公司和沙特阿美公司在福建合资建设的大型石油一体化工厂预计将于2008年中期建成投产。中国石化镇海炼化公司也在开工建设一座100万吨／年的乙烯工厂，预计到2008年秋季将建成。中石油独山子石化公司的乙烯建设工程已经于2006年9月完工，乙烯生产能力为120万吨／年。到2009年我国将建成一批综合炼油工程的百万吨级乙烯工程。中石化上海石化公司计划到2012年完成其100万吨／年乙烯工程的第二阶段的改造，改造完成后工程还有30万桶／天的炼油能力和70万吨／年的对二甲苯的生产能力。 （2）原料短缺仍将继续。世界各国的乙烯工程不可能全部按期完工。由于众多新工程开工时间较为集中，工厂设备供应商对于接到的订单应接不暇。设备供应商的供货是否及时将直接影响到工程能否顺利完工。如果我国乙烯工程能够全部在2010年前完工，届时我国的乙烯生产能力将增至1800万吨／年以上，是2006年乙烯生产能力的两倍，但仍不能满足国内需求。毫无疑问，如果这些工程不能全部按时投产，我国乙烯市场的供求状况将继续紧张。另外，炼油业务由于政治因素而亏损也是一个挑战。尽管2010年我国乙烯供应仍可能短缺，但一些衍生物的生产能力将会出现过剩的现象。英力士化工公司计划在张家港建设一座30万吨／年的苯酚生产厂，外购原料异丙苯。同时，在当地设有工厂的蓝星公司还计划生产苯

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酚和双酚A。三菱化学公司也计划在北京与中石化合资建设60万吨／年的聚碳酸酯和10万吨/年的双酚A生产厂。三井化学公司也与中石化合资建设了一座双酚A厂，而且还可能建设苯酚生产厂。随着这些新厂的建成，我国苯酚生产能力将由2005年的43万吨／年增至2009年的140万吨／年。与此相反，我国国内苯酚需求增速相对较缓，预计将从2005年的73万吨增至2009年的200万吨。

根据目前工艺技术水平，建设1500kt/a规模的大型乙烯装置不久将成为现实。乙烯规模的壮大将显著降低投资，装置规模由500kt/a增至700kt/a可节省投资16%，由500kt/a增至1000kt/a时节省投资35%。

1.4乙烯裂解炉先进控制技术的应用情况

在长达60年的石油烃裂解制乙烯发展历程中，管式炉裂解技术始终在乙烯生产中占统治地位。目前，全世界乙烯产量的99％ 以上采用此方法生产。其他裂解技术，如固体热载体裂解技术、气体热载体裂解技术、部分氧化裂解技术、催化裂解技术等的研究亦十分活跃 有些曾作为工业方法推广应用，但由于其技术经济原因，不能与管式炉裂解技术抗衡而被淘汰；有些尚处于研究或工业试验阶段。烃类裂解机理在20世纪30年代由Rice建立，并由许多研究者不断完善。其趋势是向提高裂解选择性、降低原料消耗和能耗、扩大生产能力以降低投资与成本、增加原料灵活性以适应市场变化等方向发展。20世纪60年代末以来，改进技术的主要推动力是提高产率和选择性；70年代中期以来，由于油价上涨，重点转到高能量效率上；80年代，技术改进的方向是缩短反应停留时间，提高装置效率；进人90年代后，重点又转移到降低投资上。管式炉裂解技术已较成熟，今后裂解技术的改进集中在如何使裂解炉能在接近设备极限条件下尽可能长时间运转，改进裂解炉与上、下游设备之间的相互关系，充分发挥装置的潜能。 1.4.1裂解深度控制

裂解深度是指裂解反应的进行程度。由于裂解反应的复杂性，很难以一个参数准确地对其进行定量的描述。根据不同的状况，常常采用如下参数衡量裂解深度。

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（1）原料的转化率 原料转化率X反映了裂解反应时裂解原料的转化程度。因此常用原料转化率衡量裂解深度。

以单一烃为原料时（如乙烷或丙烷等），裂解原料的转化率X可由裂解原料反应前后的物质的量n0、n计算。

X=（n0-n）/n0=1-n/n0

混合轻烃裂解时，可分别计算各组分的转化率。馏分油裂解时，则以某一当量组分计算转化率，表征裂解深度。

（2）甲烷收率 裂解所得甲烷收率y(C1o)随着裂解深度的提高而增加。由于甲烷比较稳定，基本上不因二次反应而消失。因此，裂解产品中甲烷收率可以在一定程度上衡量反应的深度。

在管式炉裂解条件下，芳烃裂解基本上不生成气体产品。为消除芳烃含量不同的影响，可扣除原料中的芳烃而以烷烃和环烷烃的质量为计算甲烷收率的基准，称为无芳烃甲烷收率。

y(C1o)P+N=y(C1o)/mP+N 式中 y(C1o)P+N —中无芳烃甲烷收率； y(C1o) —甲烷收率；

mP+N —烷烃与环烷烃质量分数之和。

（3）乙烯对丙烯的收率比 在一定裂解深度范围内，随着裂解深度的增大，乙烯收率增高，而丙烯收率增加缓慢。到一定裂解深度后，乙烯收率尚进一步随裂解深度增加而上升，丙烯收率将由最高值而开始下降。因此，在一定裂解深度范围内，可以用乙烯与丙烯收率之比y(C2=)/y(C3=)作为衡量裂解深度的指标。但在裂解深度达到一定水平后，乙烯收率也将随裂解深度的提高而降低。此时，收率比y(C2=)/y(C3=)已不能正确反映裂解的深度。

（4）甲烷对乙烯或丙烯的收率比 由于甲烷收率随反应进程的加深总是增大的，而乙烯或丙烯收率随裂解深度的增加在达到最高值后开始下降。因此，在高深度裂解时，用甲

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烷对乙烯或丙烯的收率比

（y(C)/y(C)或y(C)/y(C)）衡量裂解深度是比较合理的。

o

=

o

=

1

2

1

3

（5）液体产物的氢含量和氢碳比 随着裂解深度的提高，裂解所得氢含量高的C4和C4

以下气体产物的产量逐渐增大。根据氢的平衡可以看出，裂解所得C5和C5以上的液体产物的氢含量和氢碳比（H/C）L将随裂解深度的提高而下降。馏分油裂解时，其裂解深度应以所得液体产物的氢碳比（H/C）L不低于0.96（或氢含量不低于8%）为限。当裂解深度过高时，可能结焦严重而使清焦周期大大缩短。

（6）裂解炉出口温度 在炉型已定的情况下，炉管排列及几何参数已经确定。此时，对给定裂解原料及负荷而言，炉出口温度在一定程度上可以表征裂解的深度，用于区分浅度、中深度及深度裂解。温度高，；裂解深度大。

（7）裂解深度函数 考虑到温度和停留时间对裂解深度的影响，有人将裂解温度T与停留时间θ按下式关联。

S=Tθm

式中m可采用0.06或0.027；S称为裂解深度函数。

（8）动力学裂解深度函数 如果将原料的裂解反应的作为一级反应处理，则原料转化率X和反应速率常数k及停留时间θ之间存在如下关系：

∫kdθ=ln (1/1-X)

∫kdθ

可以表示温度分布和停留时间分布对裂解原料转化率或裂解深度的影响，在一定

程度可以定量表示裂解深度。但是，∫kdθ不仅是温度和时间分布的函数，同时也是裂解原料性质的函数。为避开裂解原料性质的影响，将正戊烷裂解所得∫kdθ定义为动力学裂解深度函数（KSF）.

KSF=∫k5dθ=∫A5exp(-E5/RT)dθ 式中 k5—正戊烷裂解反应速率常数； A5—正戊烷裂解反应的频率因子； E5—正戊烷裂解反应的活化能。

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在表1-3的裂解深度各项指标中，科研和设计最常用的有动力学裂解深度函数KSF和转化率X，在生产上最常用的有出口温度Tout,它们之间最在着一定的关系，可以进行彼此的换算。

表1-3 裂解深度的常用指标

裂解深度指数 原料转化率X

适用范围 特点 轻烃

容易分析测定

局限

对于重馏分油原料由于反应复杂，不易确定代表组分

甲烷收率y(C1)

=

=

o

各种原料 容易分析测定 反应初期甲烷收率低 不宜用于裂解深度极高时 裂解深度较浅时不敏感

乙烯对丙烯收率比y(C2)/y(C3) 各种原料 容易分析测定

甲烷对丙烯收率比 y(C1)/y(C3)

液体产物氢碳原子比

（H/C）L 出口温度 Tout 裂解深度函数S 动力学裂解深度函数

KSF

各种原料 计算简单

各种原料 结合原料性质、温度和停留

时间三个因素

较重烃

o

=

各种原料 容易分析测定，在裂解温度

高时，特别灵敏 可作为液相脱氢程度和引起结焦倾向的度量

各种原料 测量容易

轻烃裂解，液体产物不多时，用此指标无优点

不能用于不同炉型和不同操作条件的比较

不能用于停留时间过长情况 不能用于停留时间过长情况

1.4.2 超选择性管式裂解炉（USC炉）的简介

早在20世纪30年代就开始研究用管式裂解炉高温法裂解石油烃。20世纪40年代美国首先建立裂解炉裂解乙烯的工业装置。进入20世纪50年代后，由于石油化工的发展，世界各国竞相研究提高乙烯生产水平的工艺技术，并找到通过高温短停留时间的技术措施可以大幅度提高乙烯收率。本设计使用的是USC炉即超选择性管式裂解炉，下面以斯通-韦伯斯特（S&W）公司为例进行简单的介绍。

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S&W公司早期大多使用西拉斯裂解炉，1966年在西拉斯裂解炉的基础上开发了USC型裂解炉（超选择性裂解炉）。USC型裂解炉是根据停留时间、裂解温度和烃分压条件的选择，使生成的产品中乙烷等副产品较少，乙烯收率很高而命名的。

S&W公司的USC型裂解炉为单排双辐射立管式裂解炉，辐射盘管为W型或U型盘管。由于采用的炉管管径较小，因而单台裂解炉盘管组数较多（16~18组）。每2组或4组辐射盘管配一台USX型（套管式）一级废热锅炉，多台USX废热锅炉出口裂解气再汇总送入一台二级废热锅炉。近期开始采用双程套管式废热锅炉（SLE），将两级废热锅炉合并为一级。

USC型裂解炉对流段设置在辐射段上部一侧，对流段顶部设置烟道与引风机。对流段内设置进料和稀释蒸汽、锅炉给水及超高压蒸汽过热等热量回收设施。大多数USC型裂解炉为一个对流段对应一个辐射段，也有两个辐射段对应一个对流段的情况。

当装置燃料全部采用气体燃料时，USC型裂解炉多采用侧壁无焰烧嘴；如装置需要使用部分液体燃烧时，则采用侧壁烧嘴与底部烧嘴联合布置方案。底部烧嘴可烧气也可烧油，其热量可占总热负荷的60%~70%。由于USC型裂解炉辐射盘管为小管径、短管长炉管，胆单管处理能力低，每台裂解炉盘管数较多。为保证对流段进料能均匀地分配到没跟辐射盘管，在辐射盘管入口设置了文丘里喷管。

S&W公司从20世纪60年代后期开发的USC型裂解炉采用的炉管构型有W型、U型和M型，其中W型与U型都是小管径、短管长炉管。W型炉管相对较长，处理能力较大；U型炉管管长较短，处理能力较小，但裂解选择性较高；近期多采用U型管。而M型炉管则采用较大口径的炉管，此种炉管多采用六程管，其处理能力大，停留时间长，通常用于乙烷、丙烷裂解。

20世纪80年代中期，S&W公司又推出了新式的USC型裂解炉，仍然是“W”型。但管径变细，以轻柴油为原料，裂解炉出口温度为808℃，停留时间为0.3s，乙烯收率为27.7%（质），丙烯收率为13.05%（质）。20世纪80年代末90年代初该公司推出了U型裂解炉，第一程管径为45mm,第二程为56mm,每程长10.5m,停留时间为0.2~0.25s，乙烯收率进一步提高。

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USC型裂解炉不同炉管的数据比较如表1-4所示。

表1-4 USC型裂解炉不同炉管的数据比较

管内径/mm

炉型

炉管构型

第一程 63.5

USC-W

四程

63.5 51

USC-U

双程

第二程 69.9 73 63.5

35~65

第三程 76.2 82.6 —

第四程 82.9 89 —

管长/m 43.9 43.9 26.9 20—30

停留时间/s

0.35 0.304 0.2~0.25 0.15~0.25

USC-M 四程 100~125 60—80 0.5~0.6

1.4.3新型裂解炉与裂解技术

S&W公司开发了超高温裂解乙烯的陶瓷炉，裂解温度超过1000℃，且不宜结焦，实现了超高温裂解。该炉乙烷制乙烯转化率超过95%，而传统炉管仅为65%~70%，对乙烯的选择性高达73.5%。Nova和IFP计划采用该陶瓷炉建一套10kt/a示范装置。

韩国LG石油化学公司开发了石脑油催化裂化新工艺，催化剂为特定的金属氧化物，可降低裂解温度50~100℃，与传统水蒸气裂解新工艺相比，能耗大幅度减少，炉管结焦率下降，并延长了连续运行时间和炉管寿命。该工艺可大幅度提高烯烃产率，乙烯收率提高20%，丙烯收率提高10%，操作成本降低。LG公司正在韩国丽川一套装置上进行试验。

日本化学工业协会与工业技术研究所组织出光石油化学等5个公司，研究开发成功了一种新的催化剂裂解制乙烯、丙烯技术。该技术以石脑油为原料，用2%P和10%La载于ZSM-5分子筛上，在反应温度650℃，蒸汽/原料比为0.64、原料含量9.6%的条件下，乙烯和丙烯的收率为61%，乙烯/丙烯比为0.7.与传统水蒸气裂解技术相比，该新技术增加了乙烯和丙烯收率40%~50%，乙烯生产成本大幅度下降，但尚未解决大型反应器催化剂频繁再生困难问

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题。

针对国内丰富的重油资源，中国洛阳石油化学工程公司开发成功重油直接裂解制乙烯（HCC）技术，并在抚顺石油化工公司进行工业试验。研究表明，以100%大庆常压渣油为原料进行催化裂解，使用的催化剂LCM-5显示出良好的活性、选择性和稳定性。

1.4.4抑制裂解炉结焦技术

裂解炉结焦会降低产物收率，增加能耗，缩短炉管寿命和运行周期。近年来在抑制结焦技术方面有很多重要进展。

首先，添加结焦抑制剂技术进一步发展，Nove公司开发的CCA-500抗垢剂，已在加拿大Saskatchewan乙烯装置上完成工业试验。以已用于美国德州斯维尼和休斯顿的装置上。还开发了硫化物和磷化物混合的抑制剂。Technip公司也推出裂解炉用新型抗垢剂CLX添加剂，目前已在一些乙烷和石脑油裂解炉上应用。

改进裂解炉管表面化学结构可有效抑制催化结焦和高温热结焦的生成，延长运行周期。它包括表面涂层和预氧化表面处理技术。

Westaim表面工程产品公司的Cotalloy技术采用等离子体和气相沉积工艺使合金和陶瓷相结合，并经过表面热处理后形成涂层。该公司1997年开始在KBR（Kellogg Brown & Root）公司裂解炉的一组炉管上采用Cotallpy技术。炉管基材是35Cr/45Ni，进料为95%乙烷，稀释蒸汽比为0.35，转化率保持在70%。实验1年后发现，相对而言，该公司没有涂层的炉管压降增加2.5，则有涂层的炉管压降平均才增加0.9。1999年初，该公司把所有炉管更换为Westaim炉管，并实验将转化率提高80%，以便利用结焦率低来提高产量，降低操作费用。Westaim公司在埃德蒙顿的大型炉管生产厂已投产，预计对10家乙烯生产商的裂解炉技术进行改造。另一种Alon表面技术公司的Alcroplex涂层技术也在推广应用之中。

预氧化技术可使炉管表面形成催化活性低的Cr2O3/SiO2表面，形成抗渗碳的阻隔层。Nova化学公司进来开发的ANK400抗结焦技术是在非常低的氧化气氛下处理表面，使炉管内壁形成可抑制焦炭生成的纳米尖晶石表面，可使清焦周期延长10倍。

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最近韩国SK公司开发了一种在线原位涂覆系统，在炉管清焦后，于高温下依次注射一些化学添加剂，形成涂覆层，工业试验表明可提高运转周期1倍。

综上所述，由于烃类热裂解生产烯烃的技术在整个化学工业中所占有的举足轻重的地位，依次国内外化学工作者对于其新工艺、新设备的研究，新材料的应用，过程的优化配置等诸方面仍给予极大关注，并不断有新的技术出现，这应引起我们的极大重视。

1.4.5裂解炉的节能措施

乙烯装置节能效果最明显的区域是在裂解炉区，乙烯生产的能耗很大部分消耗于裂解炉的燃料，而机泵的功耗中，绝大多数是由裂解炉回收的高压蒸汽供给。通过提高乙烯收率、提高裂解炉热效应，可使乙烯能耗明显下降。因此，乙烯生产的能耗在很大程度上取决于裂解炉系统的设计和操作。

1、优化燃料结构 裂解炉在运行中需消耗大量的燃料，其燃料消耗量大约为裂解炉烃进料量得15%~18%，随原料性质和对流段热量回收方案的不同可能会有一定的变化。裂解炉以气体作为燃料时，应注意控制如下一些指标。

1）热值 裂解炉通常以装置副产甲烷氢为裂解炉主要气体燃料，其低热值约为34000kj/m3(N)。根据气体烧嘴的设计，替代燃料气的低热值不宜相差过大。一般裂解炉在开车阶段均使用C3或C4液化气做燃料，副产甲烷合格后再切换为甲烷。裂解炉烧嘴的设计一般可以适应这种变化。

2）双烯烃 为避免燃料气管线和烧嘴因聚合物堵塞，要求燃料气中双烯烃含量不能过高。经验表明，未经丁二烯抽屉分离的裂解碳四馏分作为气体燃料使用时，烧嘴易产生结焦堵塞，而未经加氢的裂解C5作为气体燃料使用时，堵塞更加严重。

3）硫含量 随着裂解炉热效率的提高，其排烟温度相应降低，为保证排烟温度不低于酸性气体的露点温度，对燃料（包括气体燃料和液体燃料）的硫含量必须加以控制，否则需要提高对流段材质等级，以避免腐蚀。当裂解炉温度提高到94.5%以上时，其排烟温度降至100℃以下，相应要求燃料中硫含量控制在5ml/m3以下。

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2、提高裂解选择性 对相同裂解原料而言，在相同工艺设计的装置中，乙烯生产能耗随着乙烯收率的提高而相应的降低。因此，改善裂解的选择性，提高乙烯收率显然是降低乙烯装置能耗的重要因素，由此不仅达到节能的效果，而且相应减少原料油消耗，在降低生产成本方面起到十分明显的作用。因此，改善裂解的选择性，提高乙烯的收率一直是乙烯装置重要地课题之一。

在相同工艺技术水平的前提下，乙烯收率主要取决于裂解原料的性质。不同裂解原料，其综合能耗相差较大。因此，裂解原料的选择在很大程度上决定乙烯生产的能耗水平。

3、提高裂解炉的热效率 20世纪70年代初期，裂解炉热效率一般为86%~87%。能源危机后，至20世纪70年代末期，新设计的裂解炉热效率普遍提高到92%以上。近期，裂解炉的热效率大多提高到93%~94%，对无硫燃料而言，可将裂解炉的热效率提高到95%以上。由于热效率的提高，在相同工艺技术条件下，生产1t乙烯的燃料消耗比20世纪70年代初期降低10%左右。为提高裂解炉的热效率，通常采取如下措施：

1）降低裂解炉排烟温度。在其他条件不变的前提下，裂解炉热效率与排烟温度直接相关。20世纪70年代初期，裂解炉排烟温度大概控制在220~230℃，相应的热效率则为86%~87%。至20世纪70年代末期，新设计的裂解炉排烟温度降至130~140℃，相应，裂解炉的效率提高到92%~93%。近年来，进一步将排烟温度降至100℃以下，裂解炉热效率提高到95%以上。但是，由于受烟气中酸性气露点的影响，为防止对流段发生腐蚀，或需提高对流段炉管材质等级，或需对使用的燃料含硫量严格限制。因此，目前大多数裂解炉设计均将排烟温度控制在110℃左右，相应裂解热效率维持在94%的水平。

2）降低过剩空气系数。为保证燃料完全燃烧，裂解炉中均保持一定的过剩空气。实际燃烧所需空气量与理论空气量之比称为过剩空气系数。增大过剩空气量可以保证燃料的完全燃烧，但在相同排烟温度下，排烟热损失加大，裂解炉热效应相应降低。因此，在保证燃料完全燃烧的前提下，降低过剩空气系数也是提高裂解炉热效率的措施之一。

通常，燃料气烧嘴的过剩空气系数为110%，油烧嘴的过剩空气系数为120%，油气联合

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烧嘴的过剩空气系数为115%，实际操作往往偏高。采用新型烧嘴，可将燃烧气烧嘴的过热空气系数降至106%~108%，油烧嘴的过热空气系数可降至112%~115%。在排烟温度不变的前提下，过剩空气系数由110%降至105%，裂解炉热效率可能提高0.6%~0.8%。

3）减少炉体热损失。一般裂解炉设计中均使炉墙外壁温度控制在70℃以下，根据环境温度和风力的不同，炉体热损失相应约为总热负荷的2.5%~4%。近年来，为减少炉体热损失，对保温材料及保温设计均进行改进，炉体热损失大约下降25%左右。此外还应关注裂解炉的漏风问题，如烧嘴的窥视孔。炉顶保温与辐射段炉管进出的间隙以及对流段炉管出入与保温的缝隙等部位。

4）燃烧空气预热。利用乙烯装置废热预热燃烧空气可以减少燃料用量，减少的燃料用量大致相当于预热空气的热负荷。因此，对炉用空气进行预热是提高炉效、降低乙烯生产能耗的有效措施之一。可利用烟道气排烟余热进行空气预热，近来也有装置利用过剩低压蒸汽、凝液和急冷水等预热空气，效果也很好。

5）辐射段炉管增加扭曲片。裂解炉的辐射段炉管增加扭曲片，可增加裂解炉辐射段的传热效果，在装置燃料气用量没有增加的情况下，可提高乙烯丙烯收率。经过对比，裂解炉的辐射段炉管增加扭曲片后，裂解炉的运行周期较没有增加的裂解炉运行周期稍长，对降低裂解炉的能耗也起到一定作用。

此外，对原有的老裂解炉型，利用大修更换炉内件进行更新改造，也可提高裂解炉的热效率、提高乙烯收率。采用结焦抑制剂、在线烧焦技术以及选用新型辐射段炉管延长裂解炉的运行周期，也是降低裂解炉能耗的有效措施。

4、改善高温裂解气热量回收 在石脑油裂解时，由裂解炉对流段和裂解气废热锅炉回收的超高压蒸汽大致可以平衡乙烯装置所需动力和加热用蒸汽。改善高温裂解气热量回收，有利于降低乙烯能耗。目前在以下方面已有明显改进：

1）取消蒸汽过热炉。20世纪70年代初期设计的乙烯装置均有蒸汽过热炉，集中过热各台裂解炉回收的超高压蒸汽。新的设计均取消了蒸汽过热炉，回收的超高压蒸汽在裂解炉

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对流段进行过热，不仅节省了蒸汽过热炉的投资，同时也降低了燃料消耗。虽然相应副产蒸汽有一定下降，但总的热利用率有明显提高，对降低乙烯能耗是有贡献的。

2）改进废热锅炉。更换新型废热锅炉以降低废热锅炉出口温度，相应可以多副产超高压蒸汽。但是，废热锅炉出口温度受裂解气露点温度的限制。不论废热锅炉初期出口温度如何，随着运转周期的延长，其出口温度终将超过裂解气露点，然后再趋于平衡，且副产蒸汽量会随出口温度的上升而减少。

增大废热锅炉炉管直径可使废热锅炉初期出口温度降低而不致影响废热锅炉清焦周期。此外，采用两级废热锅炉或快速冷却废热锅炉，缩短裂解气在废热锅炉入口端停留时间，不仅可以改善裂解的选择性，而且对热量的回收也是有利的。

3）控制超高压蒸汽汽包排污量。一般超高压蒸汽包排污量控制在锅炉给水进水量的3%。但超高压蒸汽系统的阀门经过长时间冲刷后，如果得不到及时的维修与更换，内漏情况一般比较严重，造成超高压蒸汽汽包排污量超标，这样不但会造成锅炉给水用量的浪费，而且还会使产气量下降，增加能耗。

1.5裂解炉核算的目的和意义

通过对裂解炉的核算，其目的是能够掌握裂解炉在工作期间的相关数据，了解其在不同条件下的工作情况。使其在原料，催化剂，条件及压力不同时的仍能发挥起最大功效。能够掌握乙烯裂解炉的生产效率。对于裂解炉进行优化改制，使其能达到最大的工作效率。乙烯的生产能力是代表一个国家化工水平的标志，所以对其核算的意义非常重大。

通过核算，还能了解其条件对整个裂解过程和裂解炉的影响。可以使工作人员通过改进反应或者改进裂解炉的结构，努力将其条件向能使其生产能力增大以及对环境最有利的方向发展。

21世纪，最注重的是可持续发展，即协调好人口，资源，环境与发展的关系，使整个化工行业向着更好的对人类和环境有利的方向发展。由此可知，对裂解炉核算的意义是很重要的。

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第2章 核算

2.1. 核算方法

2.1.1管式裂解炉的热负荷QE

管式裂解炉主要由炉体和裂解炉两个部分组成。炉体用钢构体和耐火材料砌筑，分为对流室和辐射室，原料预热管及蒸汽加热管安装在对流室内，裂解管布置在辐射室内。管式裂解炉的热负荷包括对流室热负荷QC和辐射室热负荷QR两部分，其符号为QE，单位为 kcal/h，即：

QE＝QC＋QR kcal/h （2.1） 2.1.2对流室热负荷QC的计算

对流段加热的物料有原料烃、稀释蒸汽和锅炉给水，没有化学反应，只是上述三种进料升温所需热量。若Q1、Q2、Q3分别表示原料烃、稀释水蒸汽和锅炉给水所需要的热量，则： Q1＝△HM＝WM(HMm－HMa) （2.2） Q2＝△H汽＝W汽（H汽m－H汽b） （2.3） Q3＝△H水＝W水（H水m－H水a） （2.4） QC＝Q1＋Q2＋Q3 （2.5） 2.1.3辐射室热负荷QR的计算

原料烃从辐射室入口温度Tm上升到Tn，并进行裂解反应，所以QR等于原料烃和稀释蒸汽升温的热量和裂解反应热之和，则：

Q4＝WM(HMm－HMa) （2.6）

Q5＝WM（ΔH裂）849 （2.7）

Q6＝W汽（H849－H645） （2.8）

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QR＝Q4＋Q5＋Q6 （2.9）

2.1.4燃料用量的计算

烟气的热焓在裂解炉热量衡算中有重要用处。烟气的热焓值与燃料种类、性质、空气用量间接有关，和烟气的成分直接有关，烟气的成分主要是CO2、O2、N2、H2O（蒸汽）。在裂解内条件（高温常压）下，可以认为烟气是理想汽体，故烟气的热焓等于其中各组分热焓之和。

在工程上，为了计算方便，常以每公斤燃料或每公斤燃料所生成的烟气的热焓为计算基准。若热焓的零点为0℃的汽态，则烟气的热焓Ht用下式计算：

Ht＝t∑miCpi (2.10) Cpi值可由图2-1查得。

图2-1 常用汽体的平均分子比热

如果燃料燃烧时放出的全部热量除炉膛热损失之外，不被炉管及炉内介质吸收，而全被

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燃烧产物所吸收时，烟气的温度将达到最高值，此最高值即称为最高火焰温度。也就是说，最高火焰温度是燃料燃烧时所能达到的最高温度。它是辐射室传热计算中的重要内容。 最高火焰温度可以利用燃烧前后的热平衡求得。在作热平衡时，把炉膛损失用炉膛效率来反映，因而燃烧炉膛可以看作是绝热的。烟气在最高火焰温度时的热焓应等于燃料、空气等的热焓再加上燃料的燃烧发热量，得：

Htmax＝Q燃低·η＇＋H空气＋H燃料＋H水汽… （2.11） Htmax＝tmax∑miCpi(0→tmax) （2.12） H燃料＝C燃·t燃 kcal/kg 燃料 （2.13） H空气＝0.24·L＇·t空气 kcal/kg 燃料 （2.14） H水汽＝0.48·W·t水汽 kcal/kg 燃料 （2.15）

其中：C燃—燃料的比热，kcal/kg,℃。 L＇—空气用量，kg/kg燃料。 W—雾化蒸汽用量，kg/kg燃料。 0.24—空气比热，kcal/kg,℃。 0.48—水蒸汽比热，kcal/kg,℃。

t燃、t空气、t水汽 分别为燃料、空气、雾化水蒸汽温度，℃。 2.1.5全炉热平衡

管式炉中，管外是高温燃料产物，管内是温度较底的物料，两者进行热交换，进入炉子的热焓应等于从炉子带出的热焓（包括传出的热量）通过全炉热平衡可算出燃料用量B和炉子的热效率η。

即：H入＝H出 （2.16）

以一小时为计算基准，列热平衡式于下：设B为燃料用量，kg/h。 热焓收入方面：

Ⅰ燃料的低发热量BQ燃低，，kcal/kg。

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Ⅱ燃料带入的热焓BH燃，kcal/kg。 Ⅲ空气带进的热焓BH空，kcal/kg。 Ⅳ雾化蒸汽带进的热焓BH雾，kcal/kg。

由此，H入＝B（Q燃低＋H空＋H燃＋H雾），kcal/h。空气未经预热时，右边后三项比Q燃低

要小得多，在工程计算时，为简化起见可忽略，故H入≈BQ燃低，。

热焓支出方面：

Ⅰ供给炉内物料的热量QE＝QC＋QR，kcal/h。 Ⅱ烟气离开对流室带出之热焓BHt2，kcal/h。

Ht2—1公斤燃料所生成烟气在t2℃下的热焓。

Ⅲ炉墙的热损失Q损，kcal/h。

炉墙的热损失决定于炉墙的保温质量、炉墙的表面积和外界空气温度。根据实际经验，对于新炉子可以考虑低些，Q损可取H入的3—5%，其中辐射室热损失占3%，对流室热损失占1—2%。

Ⅳ燃烧不完全损失Q化损，kcal/h。

Q化损决定于燃烧方式、燃料性质和烧嘴的操作。通常，对液体和气体燃料无焰燃烧的情况下，可忽略不计。但在某些情况下，可达H入的3—5%，当然这不能作为设计的依据。

由此，H出＝QE＋BHt2＋Q损＋Q化损 故管式炉热平衡方程式为：

B（Q燃低＋H空＋H燃＋H雾）＝QE＋BHt2＋Q损＋Q化损 （2.17） 当已知其他条件时，用式（2.17）可求出燃料用量B。在计算中方程式中各项基准要统一，即Q燃低、H都是相当于1公斤燃料的值，单位要一致。

炉子的热效率是有效供应热量与燃料供给的总热量之比，式（2.17）中右边诸相中仅QE一项为有效供热量，其余三项均为未利用的热量。因此定义炉子热效率η为：

η＝QE/ BQ燃低， （2.18）

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现在大型裂解炉的热效率已达85%以上，最新式的可达90%以上。 由式（2.18）可得：

B＝QE/ ηQ燃低， （2.19）

当Q燃低，与QE均为定植时，燃料用量将随η的提高而降低。

综合以上各步，就是对一台裂解炉的全面考察核算，方法有一定合理性，对于各步结果可与实际操作相比较，对裂解炉操作适当调整用于指导生产。

2.2核算已知数据

裂解气出口温度：849℃ 对流室出口温度：645℃

烟气出口温度：128℃（燃料用量＝1900kg/h） 烟气中氧气含量：4%

原料：每台炉进轻柴油：17.5（吨/小时），常温，压力1.1 Kg/cm2 稀释度为：0.75，稀释蒸气温度190℃，饱和 雾化蒸气（为零）：温度190℃，压力3大气压

锅炉给水：15（吨/小时），进口温度150℃，出口温度225℃，压力140大气压

表2-1 燃料：燃料组成（mol%）：

组分 含量（mol%）

H2 5

CH4 90

C2H6 3

C3H8 2

原料：轻柴油（AGO），相对密度0.8125(20℃),C/H=6.17

馏程： 初馏点 171（℃） 10% 205 30% 238 50% 270 70% 296

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表2-4 裂解产物的各组分的ΔHf827

组分 H2 CH4 C2H2 C2H4 C2H6 C3H4 C3H6 C3H8 C4H6 C4H8 CCH10 C5

+

△Hf,827 kcal/kg

0 -1350 2040 321.5 -848 1031 -4.27 -705 650 -155 -644 -90 248.23

重量分率 wi 0.602 10.105 0.342 25.87 3.74 0.503 16.001 0.399 5.64 6.16 0.2 30.42 100

Wi*（△Hf）i,827×10 kcal/kg

0 -136.42 6.98 83.17 -31.22 5.19 -0.68 -2.81 36.66 -6.76 -1.288 -27.378 -74.566

-2

总计

所以，（△Hf）产物，827 = —74.566 kcal/kg

（△H裂）827=（△Hf）产物，827 —（△Hf）进料，827 = -74.566—（-350）=275.444 kcal/kg 今裂解反应杂815℃下进行，与827℃相差不大，故省去校正，取 （△H裂）827=275.444 kcal/kg

所以，Q5 =17500×275.444=4.82027×106 kcal/h 2.3.2.3稀释水蒸汽由645℃加热到849℃，所需显热Q6：

由外推发求出849℃下水蒸汽热焓为：

H849＝1050.2 kcal/kg

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所以，

Q6＝W汽（H849－H645）

＝13125×（1050.2－846）＝2.6801×106 kcal/h 故，辐射段的总热负荷QR为：

QR＝Q4＋Q5＋Q6＝（3.435+4.82027+2.6801）×106 ＝1.093537×107 kcal/h 裂解炉的总热负荷QE为：

QE＝QC＋QR＝ 929.9×104＋1.093537×107＝2.023437×107 kcal/h 2.3.3燃料用量的计算 2.3.3.1烟气的热焓

燃料：燃料气（mol %）（需圆整）：

表2-5 燃料：燃料组成（mol%）：

组分 含量（mol%） 质量（w%）

H2 5 0.61

CH4 90 88.45

C2H6 3 5.53

C3H8 2 5.41

以100 mol 燃料为计算基准，计算结果列于表2-6中。

表2-6燃料计算结果数据表

组分重量

组分

%

H2 CH4 C2H6 C3H8 合计

0.61 88.45 5.53 5.41 100.0

kmol 0.307 5.528 0.184 0.123 6.142

kmol 0.307 11.057 0.664 0.615 12.470

CO2 0 5.528 0.368 0.369 6.265

H2O 0.307 11.057 0.552 0.492 12.408

组分分子数

理论用氧分子

燃烧产物，分子kmol

设空气过剩系数为α：

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实际每100kg燃料燃烧所需氧量为： 12.470α kmol; 所需空气量为12.470α×1/0.21＝59.381α kmol 此空气带入的N2量为 59.381α×0.79＝46.911α kmol 燃料的物化蒸汽带入的水分为：0 根据烟气组成可得：

解：12.470（α-1）/（6.265+46.911α）＝4/100 得，

空气过剩系数α=1.20

实际每100kg燃料燃烧所需氧量为：

12.470×1.20＝14.964 kmol; 所需空气量为:

12.470×1.20×1/0.21＝71.26 kmol

此空气带入的N2量为 :

71.26×0.79＝56.30 kmol

故得实际空气用样量为71.26 kmol/kg 燃料

烟气的生成量为55.53+12.408=67.938 kmol/kg 燃料 烟气的体积 67.938×22.4＝1521.8 米3/kg 燃料 烟气的平均分子量M平均： M平均＝?yiMi＝?NiMi/?Ni

=(6.625×44+12.408×18+0.552×32+48.975×14) /67.938 =17.93

烟气重度＝ 17.93 /22.4 =0.8 kg/米3 2.3.3.2低发热值Q燃低：

燃料油的低发热值取4916.44 kcal/kg

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燃料气的低发热值取6300 kcal/kg 故混烧时的总低发热值Q燃低为：

Q燃低=4916.44+1.244×6300=12753.64 kcal/kg(油+气) 2.3.3.3最高火焰温度

取η`=0.94 Q燃低 =12753.64 kcal/ kg,燃料 η` Q燃低 =0.94×12753.64=11988.42 kcal/ kg,燃料 H空气 =0.24×L`×t空

=0.24×0.63418×29×20=88.277 kcal/ kg,燃料 H燃 =C燃×t燃=0.45×20 =9 kcal/ kg Htmax=∑H= Q燃低 ×η`+ H空气 + H燃

=11988.42+88.277+9=12085.697 kcal/ kg,燃料 =tmax∑mi Cpi(0 → tmax)

用试差法求出tmax,设tmax`=1900℃,可求出∑mi Cpi(0 → 1900)值 见表2-7:

表2-7 烟气组成

组分 CO2 O2 N2 H2O ∑

mi kmol/ kg,燃料

0.06266 0.00695 0.501 0.12408 0.69469

Cpi kcal/ kmol, ℃

13.9 8.3 8.1 11 41.3

mi Cpi kcal/ kg,燃料,℃

0.871 0.058 4.058 1.365 6.351

∑mi Cpi =6.351 kcal/ kg,燃料 (0 → 1900℃) ∴tmax=12.85.697 /6.351=1898.71℃,与假设相差不大 可取tmax=（1900+1898.71）/2=1899℃

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2.3.4裂解全炉热平衡

设混烧时，燃料用量为B kg/h 由热平衡方程计算 B（Q燃低＋H空＋H燃＋H雾）＝QE＋BHt2＋Q损＋Q化损 2.3.4.1 空气带入热焓H空

空气温度为20 ℃ Cp＝6.85 kcal/kmol,℃ H空＝N空·Cp·t＝1.0398×6.85×20＝142.453 kcal/kg

2.3.4.2 燃料带入热焓H燃

燃料为25℃ Cp＝0.5 kcal/kmol,℃ 燃料气25℃ CP=12.08 kcal/ kg, ℃ H燃＝W油·Cp油·t油

＝1×0.5×25＝12.5 kcal/kg

H气=N气× CP气×t气 kcal/ kmol, ℃ （2.28） =0.054×12.08×25=16.308 kcal/ kg (油+气)

∴H燃=H油+H气=12.5+16.308=28.808 kcal/ kg (油+气) 2.3.4.3雾化水蒸汽热焓H雾

雾化水蒸汽为3 Kg/cm2 （表）的饱和水蒸汽，其温度为190℃， Cp＝8.15 kcal/kmol,℃，所以，

H雾＝N汽·Cp·t＝0.0278×8.15×190＝43.05 kcal/kg 由以上可得，带入全部的热焓为：

142.45＋28.808＋43.05＝214.31 kcal/kg 2.3.4.4 裂解炉的热损失Q损及Q化损：

Q损取燃料发热量的3%，燃烧不完全损失取燃料发热量的1.5%，共计4.5% 即：Q损＋Q化损＝0.045×25914.4B＝1166.148B kcal/h

2.3.4.5 烟气带走的热焓Ht2

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Ht2＝t∑miCpi（0→t2）

已知 t2＝128℃ Cpi（0→128℃）查图2-4

图2-4 常用气体的平均分子比热

得，烟气热焓计算结果如下表2-8：

表2-8烟气组成

烟气组成 CO2 H2O N2 O2 ∑

Mi kmol/kg 0.06266 0.12408 0.501 0.00695 0.69469

Cpi(0→128℃)

9.25 8.11 6.85 7.0 31.21

Mi Cpi(0→128℃)

0.5796 1.0063 3.4319 0.0487 5.0665

故，Ht2＝128×5.0665＝648.512 kcal/kg 汇总全炉热平衡如下：

入方：kcal/h 出方：kcal/h

Q燃低：12753.64B 裂解炉热负荷：QE＝2.023437×107

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空气：BH空＝142.435B 损失：Q损＋Q化损＝1166.148B 燃料：BH燃＝28.808B 烟气带走：BHt2＝648.512B 雾化蒸汽：BH雾＝43.05B 总计：1814.66B+2.023437×1074 总计：12967.933B

∴12967.933B=1814.66B+2.023437×107 B=1814.21 kg/h 故得裂解炉燃料用量

燃料量：燃料油为:1814.21

燃料气为:1814.21×1.2=2177.052 标米/ h

2.3.4.6 裂解炉的热效率η

η＝QE/BQ燃低100%＝2.023437×107 / 1814.21 × 12753.64×100%

＝88.70% 2.3.4.7 烟气离开辐射室的温度tp(桥墙温度)

可由辐射室的热平衡求得：

B（Q燃低＋H空＋H燃＋H雾）＝QR＋BHtP＋Q幅损＋Q化损 辐射室热负荷QR＝1.093537×107 kg/h

取辐射室热负荷为燃料发热量的2%，燃料不完全燃烧发热量的1.5%，共计3.5%，故，

Q幅损＋Q化损＝0.035×12753.64×1814.21＝8.098×105 kg/h

带入上式得，

12967.933×1814.21＝1.093537×107 ＋8.098×105＋BHtP

HtP＝6.494×103 kcal/kg

又∵H tp= tp∑mi Cpi(0 → tp)

3

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∴tp= H tp /∑mi Cpi(0 → tp)

由于Cpi (0 → tp)是tp的函数,故要用试差法求取,设tp=1150℃则得:

表2.9 烟气组成

烟气组分 CO2 H2O N2 O2 共计

mi 0.06266 0.12408 0.501 0.00605 0.69469

Cpi(0 → 1150)

12.0 9.4 7.5 7.9 36.8

miCpi(0 → 1150)

0.75192 1.166352 3.7575 0.047795 5.723567

故,tp=6494 /5.723567 =1134.61℃,与假设相近 故离开辐射室的温度为:1134.61℃,计算完毕。 2.3.5 物料衡算

表2-10计算结果一览表

烟气计算结果

烟气组成

CO2

SO2

O2 2.494

N2 56.2932

H2O 12.408

最高焰温 裂解炉效率 1899℃

88.70%

桥墙温度 1118.31℃

组成含量 6.266 0.0031

表2-11对流段所需热量

预热到645℃需热量Q1 53375×10 kcal/ h

4

水蒸气加热到645℃需热量Q2 257.25×10 kcal/ h

4

炉给水加热到225℃需热量Q3 138.9×10 kcal/h

4

QC 929.9×10

4

kcal/h

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表2-12 辐射段所需热量

石脑油加热到849℃需热量

Q4

343.5×104 kcal/ h

石脑油在849℃的反应热

Q5

482.027×104 kcal/ h

稀释水蒸气加热到849℃需显

热Q6

268.01×104 kcal/ h

1093.537×104 kcal/ h

表2-13 全炉平衡数据

空气带入热焓 142.453 kcal/ kg

燃料带入热焓 28.808 kcal/ kg

烟气带走热焓 648.512 kcal/ kg

热损失 1.41×106 kcal/ h

QR

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第3章 分析与讨论

3.1对流室和辐射室热负荷

通过计算可知，对流室热负荷大于辐射热负荷,这是因为,对流室热负荷主要用来加热原料,稀释水蒸气,锅炉给水,而且三者升温后,与原来温度差很大,所以需要热量大,而辐射室需要升温的只有原料和稀释水蒸气,而且升温后,温差不大,需热很少,另外,柴油裂解产物较重,其反应热较低,所以对流室的热负荷大于辐射室的热负荷。

3.2过剩空气系数α，烟气量及热效率η

欲保证燃料与空气混合完全，燃料完全燃烧，必须有足够的空气，因此，入炉空气量要比理论空气量多一些。二者之比称为过剩空气系数α，如果α增大，在其它条件不变的情况下，炉堂温度就要低，则有效供热量QE就会减少，同时α增大，烟气量也会增加，那么烟气带走的热量也会增加，这样都会降低热效率η，在本文中，η=88.70%比实际生产要低,分析可知,本核算中α=1.20稍大,根据上文,可知这降低了热效率η,另外,本核算中,烟气离开对流段的温度为128℃,温度偏高,这就带走了大量的热量,降低了热效率,热效率是衡量裂解炉好坏的重要参数,因此,提高热效率很有意义,提高热效率η的方法很多,主要有以下2种：

（1）增设热回收设备 （2）设置废热锅炉

3.3最高火焰温度和桥墙温度

最高火焰温度是指燃料燃烧时放出的全部热量除炉堂热损失之外，不被炉外及炉内介质吸收，而且全被燃烧产物所吸收，烟气的温度将达到最高值，此最高值即为最高火焰温度，桥墙温度是指烟气离开辐射室的温度，最高火焰温度是辐射段所能承受的最高温度，本文的最高火焰温度为1899℃,桥墙温度是对流段所能承受的最高温度,本文的桥墙温度是1135℃，

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