提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱方法的研究

1、§1.5 提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱方法的研究摘要：通過引入生焦反應(yīng)焦化爐給熱及生焦反應(yīng)給熱比的概念，本文提出在確保焦化爐管不發(fā)生嚴(yán)重結(jié)焦的條件下，同時(shí)優(yōu)化焦化爐注氣及爐出口溫度,適當(dāng)提高爐出口重油熱轉(zhuǎn)化深度,降低焦炭塔因生焦反應(yīng)而導(dǎo)致的溫降，從而達(dá)到提高延遲焦化工藝液收的目的。關(guān)鍵詞 焦化爐，生焦反應(yīng)焦化爐給熱，生焦反應(yīng)給熱比，注汽比，重油爐出口熱轉(zhuǎn)化深度引 言重油的熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)深度直接與反應(yīng)溫度有關(guān)，有資料表明1焦化溫度升高5.6，瓦斯油收率可增加1.1%。焦炭塔內(nèi)重油生焦反應(yīng)所需要的熱量來自于焦化爐，我國焦化工業(yè)裝置一般僅以控制爐出口溫度作為提高生焦反應(yīng)溫度的手段，通過引入生焦反應(yīng)焦

2、化爐給熱及生焦反應(yīng)給熱比概念，本文提出在確保焦化爐管不發(fā)生嚴(yán)重結(jié)焦的條件下，同時(shí)優(yōu)化焦化爐注氣及爐出口溫度，適當(dāng)提高爐出口重油熱轉(zhuǎn)化深度,降低焦炭塔因生焦反應(yīng)而導(dǎo)致的溫降，從而達(dá)到提高延遲焦化工藝液收的目的。1生焦反應(yīng)焦化爐給熱的計(jì)算重油分子在高溫下會(huì)自發(fā)地產(chǎn)生自由基，自由基再以不同的方式參與反應(yīng)：一方面發(fā)生裂化（吸熱）反應(yīng)，大分子裂化成小分子；另一方面原料分子縮合（放熱）成更大的大分子，從熱效應(yīng)的角度，熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)是個(gè)吸熱過程。圖1是反應(yīng)時(shí)間為1小時(shí)，不同反應(yīng)溫度下特例重油熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)主要產(chǎn)品收率的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，表明將焦炭塔內(nèi)泡沫層溫度控制在460上下是必要的。焦化爐爐出口溫度與焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)吸熱

3、量共同決定了焦炭塔內(nèi)泡沫層溫度：爐出口溫度越高，焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)吸熱量越小，焦炭塔內(nèi)泡沫層溫度越高。為了進(jìn)一步降低焦炭產(chǎn)率, 僅以控制爐出口溫度作為提高焦炭塔內(nèi)泡沫層溫度的手段是不夠的，實(shí)際上，焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)所需要的所有熱量全部來自于焦化爐。每kg輻射進(jìn)料在焦化爐管中的吸熱量q可用下式表示： (1)hi、ho分別為輻射進(jìn)料在進(jìn)出口處的焓值，kj/kg；實(shí)驗(yàn)表明,重油熱化反應(yīng)溫度超過430即有明顯的裂化反應(yīng)產(chǎn)生，鑒于各個(gè)生產(chǎn)企業(yè)輻射進(jìn)料的溫度不同，為了便于比較，定義單位質(zhì)量焦化進(jìn)料從430升至設(shè)定爐出口溫度所需要的熱量為生焦反應(yīng)焦化爐給熱，用qcoking表示: （2）式中qt,qe,qr分別

4、為管內(nèi)介質(zhì)升溫、汽化及反應(yīng)所用熱量，kj/kg ；h430為管內(nèi)介質(zhì)溫度為430截面上的焓值，kj/kg ?？紤]到不同裝置焦化爐出口狀態(tài)的差異，進(jìn)一步定義： （3）為生焦反應(yīng)給熱比，以比較不同工況焦化爐提供給焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)的熱量，式中，qcoking,q0coking分別為任意工況及基準(zhǔn)工況生焦反應(yīng)焦化爐給熱。爐管截面焓值與截面油品餾分分布、溫度、壓力及汽化率有關(guān)：不同爐管截面油品餾分分布的變化由重油熱裂解產(chǎn)物分布模型2求得，壓力的變化由beggs-brill兩相流壓降關(guān)聯(lián)式3計(jì)算；汽化率與溫度及壓力之間的關(guān)系采用adden-rayson相平衡常數(shù)圖擬合式描述4，熱焓與溫度及壓力之間的關(guān)系采

5、用納爾遜焓圖擬合式5描述。重油熱化反應(yīng)初期是一個(gè)強(qiáng)吸熱過程，盡管重油在爐管內(nèi)停留時(shí)間不長，反應(yīng)深度不高，焦化爐管內(nèi)的反應(yīng)吸熱不能忽略。采用納爾遜焓圖擬合式描述焦化爐管內(nèi)介質(zhì)焓溫關(guān)系時(shí),必須考慮反應(yīng)過程的熱效應(yīng)。由蓋氏定律知，反應(yīng)過程的熱效應(yīng)，只與反應(yīng)的始終狀態(tài)有關(guān)，而與反應(yīng)途徑無關(guān)。因此反應(yīng)熱可以利用原料及反應(yīng)物的生成熱或燃燒熱求得。如采用生成熱來計(jì)算反應(yīng)熱（生成熱的基準(zhǔn)取827）計(jì)算方法如下6,7 qo-i (4)式中o，i為任意計(jì)算管段出口及進(jìn)口物料的生成熱。如鎦份i質(zhì)量分?jǐn)?shù)為i，則混合油品的生成熱（f）m可由下式求得： (5)原料及產(chǎn)物的生成熱可以由含氫量來估算，減壓渣油的生成熱為：82

6、7f=-360.08whf+3642.69 kj/kg (6)式中，f為渣油的含氫量，m；裂化餾出油的生成熱為：h 827,i,p-628.05w h,i,p8164.65 kj/kg （7）式中 wh,i,p為裂解油的含氫量，m；裂解油含氫量與特性因數(shù)和分子平均沸點(diǎn)之間的關(guān)系如下8: wh,i,p-16.6677+0.7472 k1.2275+25.5798/ tmv0.1037 （8）式中，為特性因數(shù)；tmv為分子平均沸點(diǎn)，。裂解氣在827時(shí)的生成熱可根據(jù)裂解氣組成從有關(guān)手冊(cè)查得，焦化爐管內(nèi)轉(zhuǎn)化率不高，裂解氣組成變化不大，生成熱可取3405.08 kj/kg，假定渣油為一虛擬組分在微元管段

7、內(nèi)含氫量不變，不計(jì)溫度對(duì)反應(yīng)熱的影響，式（4）可以整理成下式： ·827,i,px·h827.f (9)式中xi，x分別為管段內(nèi)i組分的轉(zhuǎn)化率及物料的總轉(zhuǎn)化率。管內(nèi)整個(gè)流動(dòng)及反應(yīng)過程的模擬細(xì)節(jié)可參見文獻(xiàn)92管內(nèi)”正常延遲狀態(tài)”的描述 生焦反應(yīng)焦化爐給熱反映了焦化爐提供給焦化原料生焦反應(yīng)熱量的大小，焦化爐給熱量越大，焦炭塔內(nèi)生焦反應(yīng)所導(dǎo)致的溫降就越低。泡沫層溫度越高，將會(huì)降低石油焦產(chǎn)率或石油焦中的揮發(fā)分。參見式（2），提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱可以從提高爐出口溫度、汽化率及反應(yīng)深度三方面入手，定義爐出口由熱裂解反應(yīng)所產(chǎn)生的裂解氣及小于510的餾份量與輻射進(jìn)料量之比為焦化爐裂解深度

8、，顯然在進(jìn)出口溫度確定后，焦化爐裂解深度與介質(zhì)在管內(nèi)的停留時(shí)間有關(guān)，爐管長度確定后，停留時(shí)間決定于管內(nèi)介質(zhì)截面流速，由于水的分子量只有18，注氣比（注氣量與減壓渣油之比）對(duì)管內(nèi)介質(zhì)截面流速影響很大。延遲焦化是利用重油在熱轉(zhuǎn)化深度較低時(shí)結(jié)焦前體物不易出現(xiàn)的現(xiàn)象，在焦化爐管內(nèi)獲得重油輕質(zhì)化所需要的能量，在焦炭塔內(nèi)完成生焦反應(yīng)的工藝過程。根據(jù)爐管結(jié)焦機(jī)理10爐管結(jié)焦速率等于焦炭生成速率與焦炭脫落速率之差，焦炭生成速率與原料物性及邊界底層溫度有關(guān)，焦炭脫落速率與邊界層厚度、邊界層兩邊結(jié)焦前體物濃度及兩相流流型有關(guān)。舊的設(shè)計(jì)準(zhǔn)則中限制爐管表面平均熱強(qiáng)度是為了控制邊界底層溫度，限制冷油流速是為了控制邊界層

9、厚度，通過優(yōu)化設(shè)計(jì)注水量及爐出口溫度，提高焦化爐裂解深度的操作方案，僅僅依靠爐管表面平均熱強(qiáng)度及冷油流速校核是不夠的，為確保焦化爐管不發(fā)生嚴(yán)重結(jié)焦我們認(rèn)為對(duì)不同操作方案：1結(jié)合爐管表面熱強(qiáng)度對(duì)邊界底層溫度進(jìn)行校核；2結(jié)合冷油流速對(duì)管內(nèi)實(shí)際流速及兩相流流型進(jìn)行考核；3結(jié)合焦化原料的最大可裂化度11實(shí)驗(yàn)值對(duì)焦化爐裂解深度進(jìn)行校核；判斷焦化爐管內(nèi)介質(zhì)流動(dòng)及反應(yīng)過程是否處于“正常延遲狀態(tài)”是非常必要的，在對(duì)焦化爐注氣及爐出口溫度進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)時(shí)，尤其要注意爐出口實(shí)際裂解深度必須小于原料的最大可裂化度，以確保邊界底層中的結(jié)焦前體物向流動(dòng)主體擴(kuò)散。3計(jì)算實(shí)例 特例雙面及單面輻射焦化爐注氣及爐出口溫度設(shè)定條件

10、參見表1和表2，不同模擬工況下判斷管內(nèi)介質(zhì)流動(dòng)及反應(yīng)處于正常延遲狀態(tài)的參數(shù)也一并列于表1和表2中，計(jì)算實(shí)例簡要說明如下：對(duì)特例單面輻射焦化爐管內(nèi)外進(jìn)行過程模擬，生焦反應(yīng)焦化爐給熱隨爐出口溫度設(shè)定值的變化參見圖2，如果以爐出口溫度495的工況為基準(zhǔn)工況，將爐出口溫度提高到500或505時(shí)的生焦反應(yīng)焦化爐給熱比分別上升至1.13和1.29，說明提高焦化爐爐出口溫度有助于提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱。參見圖2，其他條件不變僅以控制爐出口溫度作為控制生焦反應(yīng)焦化爐給熱的手段，會(huì)使邊界底層溫度上升，導(dǎo)致原料生焦速率增加；參見圖3，維持爐出口溫度不變，減少注氣有助于維持在同樣邊界底層溫度下提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱

11、,對(duì)特例單面輻射焦化爐，將注氣比降低至1，爐出口溫度為498.9時(shí)，與實(shí)際操作工況（注氣比為2.14，爐出口溫度為505）生焦反應(yīng)焦化爐給熱相同，說明低注氣比有助于提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱。表-3為雙面輻射裝置物料平衡隨機(jī)抽樣數(shù)據(jù)，焦炭產(chǎn)率最高值達(dá)到28%以上，而采用同種原料的單面輻射焦化裝置焦炭產(chǎn)率一般只有23左右。以現(xiàn)場操作數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)均值為基礎(chǔ)，對(duì)單面輻射和雙面焦化爐管內(nèi)外分別進(jìn)行過程模擬，以單面輻射焦化爐操作工況為基準(zhǔn)，雙面輻射爐設(shè)定操作條件下，生焦反應(yīng)給熱僅為單面輻射焦化爐操作工況的0.77，進(jìn)一步分析，雙面焦化爐生焦反應(yīng)焦化爐給熱只相當(dāng)于單面輻射爐在注氣比為2.14%（現(xiàn)場設(shè)定值）爐出口

12、溫度控制在495或注氣比為4.1%出口溫度控制在505（現(xiàn)場設(shè)定值）的工況。雙面輻射焦化爐焦炭產(chǎn)率過高與雙面輻射爐爐管長度較短，從而導(dǎo)致在現(xiàn)有注氣條件下介質(zhì)在管內(nèi)停留時(shí)間太短、焦化爐裂解深度太低不無關(guān)系。4結(jié)論 提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱有利于減少焦炭產(chǎn)率，高爐出口溫度、低注氣比有利于提高生焦反應(yīng)焦化爐給熱。 針對(duì)不同結(jié)構(gòu)條件，采用同時(shí)調(diào)整注氣比和爐出口溫度優(yōu)化操作方案，優(yōu)于僅控制爐出口溫度的方案。主要參考文獻(xiàn)：1煉油裝置技術(shù)標(biāo)定叢書編寫組：延遲焦化裝置技術(shù)標(biāo)定程序，北京，中國石化出版社，19912 肖家治等：“12集總重油熱解反應(yīng)產(chǎn)物分布模型的開發(fā)”，石油大學(xué)學(xué)報(bào)（自），2001年第 5 期 3

13、 ogj,sept 16,1991,pp90-954 郭天民等:多元汽-液平衡和精餾,化學(xué)工業(yè)出版社 19835 林世雄主編.石油煉制工程，石油工業(yè)出版社，（1988）6 陳清林等：石油煉制與化工，no.1,(1991)7 裘元壽等：基本有機(jī)化工過程及設(shè)備，化工出版社，（1982）8 中國石化總公司北京設(shè)計(jì)院: 煉油化工工藝計(jì)算圖表，烴加工出版社,(1986)9 xiao e.t.c: study on correlative methods for describing coking rate in furnace tubespetroleum science and technology1

14、8 (3&4),305-318(2000)10 xiao e.t.c: process simulation for a tubular coking heater petroleum science and technology18 (3&4),319-333(2000)11 肖家治等：“焦化爐工藝校核方法的研究” 煉油設(shè)計(jì)2001年第10 期圖-1 不同溫度下重油反應(yīng)1小時(shí)后主要產(chǎn)品分布圖2 單面輻射焦化爐最高邊界底層溫度及生焦反應(yīng) 焦化爐給熱隨爐出口溫度的變化圖3 單面輻射焦化爐最高邊界底層溫度及生焦反應(yīng) 焦化爐給熱隨注氣比的變化表-1 雙面輻射爐不同工況模擬結(jié)果工況現(xiàn)操

15、作注氣減少一半按單面輻射爐生焦反應(yīng)給熱燃料量不變爐出口溫度不變爐出口溫度不變注氣比不變注氣條件單程流量/kg.h-1705.4352.7352.759959705.4注氣/減渣,%1.9270.9640.9640.1641.927注氣/輻射進(jìn)料,%1.6910.8460.8460.1441.691爐出口溫度/5004956500500512.5燃料量/ nm3/h2360236025602915.22915.2430介質(zhì)行程/m297.5297.5302.2319.38323.75爐管表面平均熱強(qiáng)度/kw.m-233.92933.92936.440.67340.563最高邊界底層溫度/507.

16、78504.17508.89511.94520.44管內(nèi)介質(zhì)停留時(shí)間/s36.3549.2549.191.0336.18430介質(zhì)行程耗時(shí)/s19.7426.6928.3552.8522.29介質(zhì)爐出口汽化分率/m%28.89327.2528.5726.3332.273焦化爐裂解深度/ m%5.3956.3597.80912.839.441生焦反應(yīng)焦化爐給熱/kj.kg-1309.41309.41331.99402.2402.2生焦反應(yīng)給熱比0.770.770.82511表-2 單面輻射爐不同工況模擬結(jié)果工況原操作按雙面輻射爐生焦反應(yīng)給熱增加注氣降低爐出口溫度注氣單程流量/kg.h氣/減渣,%2.144.12.14注氣/輻射進(jìn)料,%1.883.61.88爐出口溫度/505505495燃料量/ nm3/h192017901580430介質(zhì)行程/m390341.25352.5爐管表面平均熱強(qiáng)度/kw.m-230.81127.11326.337最高邊界底層溫度/541.57539.58526.24管內(nèi)介質(zhì)停留時(shí)間/s71.2954.8571.27430介質(zhì)行程耗時(shí)/s3