延迟焦化装置工艺及操作2006

延迟焦化装置工艺及操作2006 延迟焦化装置工艺及操作 培训目标 (一) 精通延迟焦化生产操作，能组织、指挥装置生产; (二) 解决装置的生产技术难题; (三) 能对装置生产工况进行指导优化。 1、概述 1.1焦化生产工艺简介 一九三0年，第一套工业化生产的延迟焦化装置投产以来，焦化技术发展很快。特别是一九三八年水力除焦技术在延迟焦化装置上应用后。 焦化方法有釜式焦化、平炉焦化、延迟焦化(Delayed Coking)、接触焦化和流化焦化(Fluid Coking)等五种。其中延迟焦化，由于它的工艺技术简单、操作方便，装置的灵活性大，开工率高及开工周期长等优点，发展较快。世界上85%以上的焦化处理能力都属于延迟焦化类型，只有少数国家(如美国)的部分炼油厂采用流化焦化。 1.2延迟焦化生产概况 延迟焦化装置生产过程主要由焦化分馏部分、加热炉部分、焦炭塔部分、吸收稳定部分、干气及液化气脱硫部分、冷切焦水部分、吹汽放空部分组成。 1.3荆门分公司延迟焦化装置简介 荆门分公司延迟焦化装置始建于一九七0年。由北京 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 院设计，当年建成、当年投产。原设计处理能力40万吨/年，“一炉两塔” 1 工艺;一九九六年由北京设计院和荆门石化总厂设计院对原装置进行扩能改造，处理能力提高到60万吨/年，“两炉四塔”工艺;一九九九年，由荆门石化总厂设计院设计了吸收脱硫系统，处理能力为4.8万吨/年，采用柴油单吸收流程;二00四年，仍由北京设计院和荆门石化总厂设计院共同对原装置进行改造，处理能力提高到100万吨/年，“三炉六塔”工艺，装置改造后增加了吸收稳定系统、液化气脱硫系统。装置原料采用减压渣油掺兑20%比例的丙烷半沥青，还有部分催化装置油浆等。吸收稳定、脱硫部分设计处理能力11万吨/年。 荆门分公司延迟焦化装置包括三炉六塔3个系列，焦化设计处理能力为100万吨/年，包括焦化、分馏、吸收稳定和干气液化气脱硫系统。 荆门分公司延迟焦化装置于1970年投产，几经改造于2004年11月扩能到100万吨/年。3个系列焦化共用一个分馏塔及吸收稳定系统;其中I、II系列延迟焦化装置加热炉为单面辐射炉、焦炭塔采用无井架水力除焦系统，III系列延迟焦化加热炉为双面辐射、焦炭塔直径为Ф6800，采用有井架水力除焦系统。3个系列延迟焦化装置的主体设备情况见表1,1。 该装置工艺流程为:原料渣油与热的脱油沥青混合后进加热炉对流段加热,再进分馏塔下部，换热后的重油和循环油从分馏塔底由辐射泵抽出送至加热炉辐射段，加热后进入焦炭塔。富气经过压缩机提压后进入吸收稳定、干气液化气脱硫系统进行吸收解吸分离和脱硫，干气作为制氢装置原料，酸性气送环保车间生产硫磺或硫酸。 2 焦化反应是在高温条件下热破坏加工渣油的一种方法。其目的是为了得到石油焦、汽油、轻柴油、裂化馏分油和气体。焦化过程是一种分解和缩合的综合过程。原料油一般加热到350?后开始热解，分子中最弱的,,,链或,,,链首先断裂，低分子产品以气相逸出，而液相中的各自由基则反应成更稳定的芳烃或缩合成稠环芳烃，随着温度的升高反应加剧，而分子量大的缩合产物则继续脱氢缩合，最后成为焦炭。 分解反应是吸热反应，而缩合反应是放热反应。当原料性质不同、操作条件及加工方法不同时，烃类在高温下的反应是不一样的。 焦化反应的机理较为复杂，一般简单表示为: 气体 汽油 热分解 柴油 裂化馏分油 渣油 高分子烃类 胶质 沥青质 炭青质 焦炭 综合的大分子芳烃 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。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。 3 为了使焦化反应的原理在延迟焦化装置上得以应用，故使原料油通过加热炉时采用了高的油品流速和高的加热强度，使得油品在短时间内达到焦化反应所需要的温度，并迅速离开加热炉到焦炭塔进行分解和缩合反应。由于把焦化的生焦反应过程推迟到焦炭塔中进行，故名“延迟焦化”。 4 焦炭塔A焦炭塔B 加热炉 , 装置生产情况 , 原料和产品 该装置设计的原料为鲁宁管输原油的减压渣油和丙烷脱沥青装置脱油沥青的混合油，脱油沥青的掺炼比例为20%，其性质见表2,1，但实际加工过程中，脱油沥青的掺炼比例为12,左右，其实际加工焦化原料性质见表2,2。脱油沥青的硫含量为1.85%、残炭26.34%均比减压渣油高的多，因此掺炼脱油沥青导致焦化原料劣质化。 延迟焦化的主要产品有富气、汽油、柴油、蜡油和焦炭，其主要产品性质见表2,3,表2,6。由于焦化原料硫含量相对较低，其石油焦硫含量均小于2.0%，用于炼铝或生产电极;焦化汽油经过加氢处理后作为重整原料;焦化柴油十六烷值指数为52，经过加氢后十六烷值在55以上，是很好的车用柴油调合组分;目前焦化蜡油的硫含量为0.5%,直接进催化裂化装置加工。 5 表 1,1 焦化炉及焦化塔的基本情况表 项目 I系列 II系列 III系列 单面辐射 单面辐射 双面辐射 加热炉型式 5515 5515 3940 对流热负荷KW 10589 10589 11830 辐射热负荷KW 89 90 90 加热炉效率 % 1.21 1.28 1.38 冷油流速 m/s 231080 31018 32147 炉管表面热强度w/m 12 12 17.41 辐射管长度 m Cr5Mo Cr5Mo Cr9Mo 辐射管材质 辐射段管程数 2 2 2 辐射管直径/ 厚度 127/12 102/8 127/10 辐射管总根数 80 80 52 屏蔽管总根数 2 2 3 每炉烧嘴台数 16 24 48 烧嘴型式 扁平焰瓦斯燃烧扁平焰瓦斯燃烧 扁平焰瓦斯燃烧器DSFFR 器DSFFR 器DSFFR 每程注水点数 1 1 1 辐射室火墙高度m 1.5 1.5 5 加热工艺介质的对流段炉管总根数 48 48 12 加热工艺介质的对流段炉管总根数 48 48 12 加热工艺介质的对流段炉管长度 12 12 18.36 加热工艺介质的对流段炉管管程数 1 1 1 空气预热器型式 热管式空气热管式空气 热管式空气预热器 预热器 预热器 焦炭塔直径 m 5.4 5.4 6.8 焦炭塔切线高度 m 23.884 23.884 22.55 焦炭塔材质 20g+16Mn 20g+16Mn 15CrMoR 6 焦炭塔衬里材质 无 无 15CrMoR+0Cr13Al 中子料位计个数 0 0 0 消泡剂注入位置 顶部、底部 顶部、底部 顶部、底部 消泡剂注入方式(连续/间歇;如为 连续 连续 连续 间歇式注入，则从何时注、何时结束) 急冷油注入点 塔顶 塔顶 塔顶 焦炭塔保温型式 外衬里保温 外衬里保温 外衬里保温 焦炭塔保温厚度 mm 120 120 120 焦炭塔保温材质 海泡石+岩 海泡石+岩棉 复合硅酸盐 棉 表2-1 设计焦化原料性质 项目 单位 渣油 脱油沥青 混合原料 3密度20? g/cm 0.9677 0.9561 0.9654 2粘度50? mm/s 280? mm/s 2100? mm/s 284.01 4176.8 2250 含硫量 w% 1.20 2.05 1.37 氮含量 PPM 4774 5230 4865 残炭 w% 13.6 22.41 15.36 C/H % 85.3/11.4 86/10.6 85.4/11.24 凝固点 ? 36 51 45 饱和烃 w% 20.93 芳烃 w% 41.63 胶质，沥青质 w% 41 54 37.44 重金属含量:Ni Ppm 31 V Ppm 4.0 Na Ppm 10.3 Ca Ppm 0流程 C 初馏点 395 406 398 2% 489 468 485 0500C含量 % 3.5 5.0 3.8 7 表2-2 设计焦化原料性质 项目 单位 渣油 脱油沥青 混合原料 3密度(20?) g/cm 0.9691 1.017 0.98167 2粘度100? mm/s 457.3 6152 513.82 含硫量 w% 1.27 1.85 1.58 残炭 w% 12.84 26.34 15.74 表2,3 汽油性质 项目 焦化汽油 循环比 0.24 3比重(20?)，g/cm 0.725 收率， m% 15.07 硫含量，mg/kg 3622 氮含量，mg/kg 764 腐蚀(铜片50? 3h)，级 2c 辛烷值(MON) 65 酸度，mgKOH/100ml 0.32 实际胶质，mg/100ml 2.3 诱导期，min 56 溴价，gBr/100g 102 初馏点 34 5% 48 10% 59 馏程，? 30% 89 50% 118 70% 141 90% 158 8 95% 168 EP 178 表2,4 柴油性质 项目 焦化柴油 收率， m% 42.19 3密度(20?)， g/cm 839.1 2运动粘度，mm/s 20? 4.98 50? 1.02 闪点(闭口)，? 57 硫含量，mg/kg 4120 氮含量，mg/kg 1953 碱性氮含量，mg/kg 1024 腐蚀(铜片50? 3h)，级 3a 凝点，? -3 酸度，mgKOH/100ml 8.52 实际胶质mg/100ml 5.76 苯胺点，? 45 10%残炭，m% 0.3 溴价，gBr/100g 173.5 柴油汽油馏分的重叠度 % 25 十六烷指数 52 IP 167 5% 183 10% 216 30% 248 50% 281 70% 312 恩氏蒸馏，? 90% 343 95% 357 EP 364 9 表2,5 蜡油性质 项目 焦化蜡油 循环比 0.24 收率， m% 15.08 3密度(20?)，g/cm 901.6 2运动粘度，mm/s 80? 5.43 100? 3.96 蜡油、柴油馏分重叠度 % 30 硫含量，m% 0.513 氮含量，m% 2013 碱性氮含量，mg/kg 1853 凝点，? +36 酸值，mgKOH/100ml 21 残炭，m% 0.45 灰分，m% 0.11 胶质 7.13 沥青质 0.65 组成，m% 饱和烃 65.43 芳烃 23.15 Ni 0.22 V 0.1 Na 0.24 金属含量，mg/kg Al 0.15 Fe 0.32 Cu 0.1 Ca 0.1 IP 231 5% 305 10% 354 30% 381 恩氏蒸馏，? 50% 403 70% 412 90% 439 95% 459 EP 489 10 表2,6 石油焦性质 循环比 0.24 石油焦的产品牌号 2A 焦炭中焦粉含量 90.2 3真密度(生焦)，g/cm 2.21 挥发份，m% 9.66 硫含量，m% 1.27 灰分，m% 0.09 Ni / V / Na / 金属含量, mg/kg Fe / Cu / Ca / 表2,7 焦化装置物料平衡 4收率, t/h 10t/a 设计 实际 设计 实际 设计 实际 渣油原料 80 89 100 120 80 96.0 入 方 其它原料 20 11 25 20 20 16.0 干气 4.5 4.30 5.625 6.06 4.5 4.85 液化石油气 3 2.16 3.75 3.04 3.0 2.44 稳定汽油 11 13.49 13.75 19.03 11.0 15.22 出 柴油 37 38.08 46.25 53.73 37.0 42.99 蜡油 18 15.65 22.5 22.08 18.0 17.67 焦碳 26 25.77 32.5 36.36 26.0 29.09 方 污油 0 0.26 0 0.37 0 0.30 损失 0.5 0.30 0.625 0.425 0.50 0.34 合计 100 100 125 141.0 100 112 11 表2,8 主要操作条件 设备名称 项目 单位 设计 实际 循环比 0.4 0.22 生焦周期 h 24 24 塔顶温度 ? 418 418 塔顶压力 Mpa(a) 0.2 0.2 焦碳塔 进料温度 ? 480 480 12.5 充油高度 m 12.5 对流室入口温度 ? 210 216.9 对流室出口温度 ? 320 326.8 辐射室入口温度 ? 360 363.5 加热炉 490 辐射室出口温度 ? 494.1 排烟温度 ? 200 168.5 塔顶温度 ? 110 105.5 塔顶压力 MPa(a) 0.12 0.11 焦化分馏塔 进料温度 ? 410 408 塔底温度 ? 370 363 塔顶温度 ? 110 108 接触冷却塔C-3 塔顶压力 MPa(a) 0.10 0.11 塔底温度 ? 130 128 塔顶温度 ? 45 35 塔顶压力 MPa(a) 1.2 1.1 吸收塔C-201 进料温度 ? 45 45 塔底温度 ? 40 39 塔顶温度 ? 80 85 塔顶压力 MPa(a) 1.3 1.1 解吸塔C-202 进料温度 ? 50 48 塔底温度 ? 105 125 塔顶温度 ? 35 35 再吸收塔C-204 塔顶压力 MPa(a) 1.0 0.999 塔底温度 ? 65 55 塔顶温度 ? 50 35 稳定塔C-203 塔顶压力 MPa(a) 1.2 1.28 12 进料温度 ? 150 159 塔底温度 ? 190 178 表2,9 装置能耗 单位能耗 单位耗量 kg标油/t原料 序号 项 目 数据 单位 设计 实际 设计 实际 1 燃料气 kg/t 30.24 21.35 30.24 21.35 2 电 kw.h/t 17.45 19.27 5.23 5.78 3 1.0MPa蒸汽 t/t -0.043 -0.047 -3.03 -3.57 4 3.5MPa蒸汽 t/t 0 0 0 0 5 循环水 t/t 2.64 13.57 0.26 1.36 6 新鲜水 t/t 0.008 0.34 0.001 0.06 7 净化水 t/t 0 0 0 0 8 软化水 t/t 0.132 0.13 0.30 0.30 9 除氧水 t/t 0 0 0 0 310 净化空气 nm/t 1.92 4.03 0 0 11 热出料 0 0 0 0 合计 26.88 25.28 26.88 25.28 1.4焦化反应机理 烃类在热量的作用下主要发生两类反应:一类是裂解反应，它是吸热反应;另一类是缩合反应，它是放热反应。 裂解反应产生较小的分子，而缩合反应生成较大的分子。烃类的热反应是一种复杂的平行顺序反应。这些反应不会停留在某一阶段，而是继续不断地进行下去。 13 随着反应时间的延长，一方面由于裂解反应，生成分子越来越小、沸点越来越高的烃类(气体烃);另一方面由于综合反应生成分子越来越大的稠环芳香烃。高度缩合的结果产生胶质、沥青质，最后生成碳氢比很高的焦炭。 渣油热反应的特点: 中间馏分 汽油 裂化气 原料油 残油 焦炭 , 渣油热反应比单体烃更明显地表现出平行-顺序反应的特点; , 渣油热反应时容易生焦;由于渣油自身含有较多的胶质和沥青外， 还因为不同族的烃类之间的相互作用促进了生焦反应。 焦炭的生成可以描述如下: 芳香烃 烷烃 烯烃 缩合产物 胶质、沥青质 14 炭青质(焦炭) , 渣油在热过程中的相分离问题。减压渣油是一种胶体分散体系， 其分散相是以沥青质为核心并吸附以胶质形成的胶束。 在受热之前渣油胶体体系是比较稳定的。在热转化过程中， 由于体系的化学组成发生变化，当反应进行到一定深度后，渣油 的胶体性质会受到破坏。 由于缩合反应，渣中作为分散相的沥青质的含量逐渐增多， 同时，作为胶溶组分的胶质含量则逐渐减少。这些变化都导致分 散相和分散介质之间的相容性变差。这种趋势发展到一定程度后， 就会导致沥青质不能全部在体系中稳定地胶溶，而发生部分沥青 质聚集，在渣油中出现了第二相(液相)，第二相中的沥青质含量 很高，促进了缩合生焦反应。 2、延迟焦化工艺原理与流程 焦化过程是以渣油为原料、在高温(500~550?)下进行深度热裂化的一种热加工过程。 焦化过程的反应产物有气体、汽油、柴油、蜡油(重馏分油)和焦炭。 焦化过程的主要优点是可以加工残炭值及重金属含量很高的各种劣质渣油，而且过程比较简单、投资和操作费用较低。 主要缺点是焦炭产率高及液体产物的质量差。 延迟焦化的工艺流程有不同的类型，就生产规模而言，有一炉两塔、两炉两塔、两炉四塔、三炉六塔流程等。 15 , 基本工艺流程 原料油经过换热后，进入加热炉的对流室加热，进入分馏塔下部，与来自焦炭塔顶部的高温油气换热，一方面把原料油中的轻质油蒸发出来，同时又加热了原料。原料油和循环油一起从分馏塔底抽出，用辐射进料泵送进加热炉辐射室炉管，快速升温到500?，通过四通阀进入焦炭塔底部。热渣油在焦炭塔内进行裂解、缩合等反应，最后生成焦炭。焦炭聚结在焦炭塔内，而反应生成的油气自焦炭塔顶逸出，进入分馏塔，与原料油换热后，经过分馏得到气体、汽油、柴油、蜡油和循环油。 焦化富气经过压缩机升压后进入吸收稳定系统用汽油和柴油进行吸收、解吸、稳定，分离出焦化干气和液态烃，干气和液态烃经过脱硫后送出装置。 16 1、经过对流段换热的传统焦化流程 一、主要缺点: 1、 分馏塔底易结焦; 2、 循环比调节不直观; 3、 低温位余热难以利用。 2、换热后直接进分馏塔塔底的 新焦化流程 (对流和辐射室串联流程) 二、主要缺点: 1、 循环比调节不方便; 2、 难以实现超低循环比。 17 3、可调循环比延迟焦化流程 图-1 图-2 18 图-3 分馏塔改造为可灵活调节循环流程 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 三、主要优点: 1、 解决了分馏塔底温度对换后终温的制约; 2、 循环比调节灵活，可实现“0”循环比操作; 3、 辐射泵运行平稳。 19 2 3 11 1 1 油1 气 4 焦炭塔 7 8 5 6 1:分馏塔 2:原料罐 3:对流出口缓冲罐 4:加热炉 5:塔底循环泵 6:重蜡油泵 7:原料泵 8:辐射泵 图-3 特点是:出加热炉对流室渣油不进分馏塔，不和焦炭塔高温油气直接换热，塔底结焦影响辐射泵上量的问题可以解决;通过重蜡油进入对流出口缓冲罐的量可以灵活调节装置循环比的大小，可以最大限度地提高装置处理量。缺点是:重蜡油的出路问题。 TM4、Foster Wheeler 选择收率的延迟焦化工艺(SYDEC) TMSYDEC装置以超低循环比或零循环比操作以便提高液体收率，在超低循环比操作时，在分馏塔底使用一个喷淋洗涤室替代分馏塔盘或填料避免塔盘结焦。在零循环比操作时，即使急冷产生的液体也收集作为重焦化蜡油，这些液体不会作为循环油返回加热炉(见图1)。两种操作方式的产品分布及重焦化蜡油性质比较见表3(焦炭塔顶压力103kPa), 零循环比操作焦炭收率降低了1.3w%，重质焦化蜡油收率增加了3.81φ%。重焦化蜡油的质量下降了，比重、残炭、C7 20 o不溶物、金属含量和馏程均有增加。增加部分的重焦化蜡油残炭是13.7 w%，API为4.35，可见循环少量的重焦化蜡油可以明显改善重焦化蜡油的质量，特别是重 急冷油 焦化蜡油进加氢裂化时，炼厂应根据焦化蜡油质量决定采用那一种操作方式。 分循环油馏塔 焦 化洗涤油 塔 原料重焦化蜡油 加热炉 图1 Foster Wheeler零循环操作示意图 图1 Foster Wheeler超低循环比的焦化分馏塔 21 表 超低循环比和零循环比焦化产品收率及重蜡油性质对比 超低循环比 零循环比 产品分布 5.80 5.78 干气， φ%(FOE) 7.27 7.07 C/C， φ% 34 13.34 12.41 石脑油， φ% 32.52 30.48 柴油， φ% 24.02 27.83 蜡油， φ% 32.73 31.43 石油焦， w% 蜡油性质 o12.78 11.55 重度， API o30.9844 0.9928 密度(20C)，g/cm 2.58 2.55 硫， w % 5303 5078 氮， μg/g 0.53 2.43 残炭， w% 432 2000 C不溶物， μg/g 7 Ni+V, μg/g 1.0 3.8 oT, C 387 390 10 oT, C 462 478 50 o578 616 干点， C 4、 延迟焦化的原料和反应条件 延迟焦化装置可以处理多种原料，如原油、减压渣油、沥青等含硫量较高及残炭值高达50%的残渣原料，以至芳香烃很高的、难裂化的催化裂化澄清油和裂解渣油等。 22 特性因素 硫含量 原料参数 康氏残炭 深拔程度 金属含量 时间,温度,压力变化 延迟焦化参数 工艺参数 循环比 除焦因素 间歇,半连续,连续操作 工程参数 加工能力和规模因素 除焦设备 焦炭处理、贮存、运输 焦炭产率两种估算方法: 麦克勒法W%=1.75×原料残炭值 马丁法W%=2+1.6×原料残炭值 焦化热转化反应产品分布和四组分的含量有密切的关系，通常把渣油分为四组分:饱和烃、芳烃、胶质和沥青质。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，通常焦化新鲜原料中沥青质含量?4%。产品分布和渣油中的残炭的大概关系为: 气体,% =7.8 + 0.144×残炭值 汽油,% =11.29 + 0.343×残炭值 焦炭,% =1.6×残炭值 柴油+蜡油,% =100-气体%-汽油%-焦炭% , 原料性质对选择适宜的单程裂化深度和循环比有重要影响。 对于较重的、易结焦的原料，由于单程裂化深度受到限制，就要采用较大的循环比。原料性质还与加热炉炉管内结焦的情况有关。性质不同的原料油具有不同的最容易结焦的温度范围，此范围称为临界分解温度范围。原料油的UOP K值越大(特性因素)，则临界分温度范围的起始温度越低。在加热炉加热时，原料油应以高速通 23 过处于临界分解温度范围的炉管段，缩短在此温度范围内的停留时间，从而抑制结焦反应。 循环比是反应产物在分馏塔分出的塔底循环油与新鲜原料油的流量之比。 常规的焦化装置循环油是指由焦炭塔出来的瓦斯中的高沸点成分，它富含金属，残碳和C不溶物，很难进一步加工，循环油经过回炼后，可以得到更多的轻质产品和少量的焦7 炭。 (1)循环比,循环油量/新鲜原料油量。 (2)联合循环比(CFR)=(新鲜原料油量+循环油量)/新鲜原料油量=(1+循环比)。 (3)通量循环比(TPR)，和联合循环比(CFR)相同。 循环比是对装置处理能力、产品性质及其分布都有影响的重要操作参数。延迟焦化工艺总的趋向是降低循环比。但目前在中国的某些炼厂，由于总流程限制，需要增大循环比。这可使焦化汽、柴油收率增加，焦化蜡油收率减少，焦炭和焦化气体的收率增加。除此之外，下述场合，也需要增加循环比: (1)减少焦化蜡油(HCGO)产量。当炼厂下游装置的能力较小不可能全部处理掉焦化蜡油或者其售价较低时，可提高焦化循环比，将HCGO多转化一些，这样，焦炭收率增加，瓦斯，裂解石脑油和中间馏分也会增加。 (2)改善焦炭质量。如生产针焦和很高质量的电极焦时需要采用高循环比。 (3)保护下游较老或超负荷的加氢精制(或加氢裂化装置)。由于一些较老的或超负荷的加氢精制(或加氢裂化装置)不能加工高残碳(CCR)的进料，而超低循环比方案，焦化蜡油残碳CCR高达0.65-0.8%。 24 (4)避免弹丸焦(Shot-coke)生成。在一些以高沥青质渣油为原料油较老的焦化装置，常采用中等,偏高的循环比来避免发生弹丸焦事件。同时，可在进料中调入一部分催化裂化澄清油有助于减少弹丸焦的生成。 (5)减少加热炉结焦。对一些燃烧工况不好的加热炉，可用循环比来调整炉管的结焦速度，延长开工周期。 循环比降低后，焦化加热炉辐射段进料性质将发生变化，表现为密度增加，CCR增加， ，沥青质增加，更接近焦化新鲜原料的性质。表3,2是沙轻碱渣(535?)在循环比降低后加热炉辐射段进料性质的变化情况。这样，在同样的炉管平均热强度和管壁温度条件下，炉管内结焦的可能性增加，结焦速率也将迅速上升。 表3,2 循环比降低后对蜡油和加热炉辐射段进料性质影响 循 环 比 项目名称 0.0 0.1 0.2 0.4 产品收率,m% 富气 7.93 8.22 8.53 9.01 汽油 12.60 13.86 14.31 15.70 柴油 24.08 24.31 25.67 27.51 蜡油 28.34 26.55 22.53 17.68 焦炭 26.50 27.06 28.96 30.10 蜡油性质 3密度,d g/cm 0.9612 0.9595 0.9593 0.9571 20 2粘度,V mm/s 5.97 4.907 4.903 3.358 100 康氏残炭, m% 1.90 1.28 0.86 0.78 干点, ? 510 484 479 465 炉进料性质 3密度,d g/cm 1.0000 0.9994 0.9963 20 2粘度,V mm/s 273.6 191.5 82.39 100 康氏残炭,m% 17.1 15.6 13.4 沥青质, m% 5.70 5.30 4.10 循环比降低后，可以降低焦炭产率降。表3-3为在低压，超低循环比的条件下，焦化蜡油产率和质量的对比。 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。 大循环比对蜡油和炉进料油影响 循 环 比 项目名称 0.3 0.6 0.4 0.9 产品收率m% 原料A 原料B 25 富气 8.63 9.58 7.51 9.43 汽油 13.44 15.76 13.23 16.67 柴油 34.16 39.52 35.28 43.26 蜡油 16.08 6.79 19.08 3.82 焦炭 27.69 28.85 24.9 26.82 蜡油性质 3密度d20 g/cm 0.9753 0.9528 1.028 0.9705 2粘度V100 mm/s 8.45 4.07 6.80 5.85 康残 m% 1.76 0.38 0.6 0.4 干点 ? 500 480 490 465 炉进料性质 30.9983 密度d20 g/cm 0.9995 0.990 2140.5 粘度V100 mm/s 122.2 37.85 13.8 康残 m% 10.7 7.72 7.2 沥青质 m% 3.7 2.60 由上表可见，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。 , 国外的馏份油循环 焦化原料用轻烃稀释，轻烃可用汽油，柴油或蜡油等，称为馏分油循环，馏分油循环可以提高产品的选择性。当要求提高汽柴油中汽油的比例时，除了采用大循环比操作条件外，还可进行选择性馏份油循环，稀释轻烃比例提高，则气体、汽油、柴油收率均增加，而蜡油收率明显下降，总液收略有下降。 , 加热炉出口温度 加热炉出口温度是延迟焦化装置的重要的操作指标，他的变化直接影响到炉管内和焦炭塔内的反应深度，从而影响到焦化产物的产率和性质。 对于同一种原料，加热炉出口温度升高，反应速度和反应深度增 26 大，气体、汽油和柴油的产率增大，而蜡油的产率减小。焦炭中的挥发分由于加热炉出口温度升高而降低，因此使焦炭的产率有所减小。 提高炉出口温度，可以使泡沫层在高温下充分反应和生成焦炭，从而降低泡沫层的高度。(泡沫层本身是反应不彻底的产物，泡沫层除了与原料起泡性能有关外，还与炉出口温度直接有关) 炉出口温度的提高受到加热炉热负荷的限制，同时，提高加热炉出口温度会使炉管内结焦速度加快及造成炉管局部过热而发生变形，缩短了装置的开工周期。因此，必须选择合适的加热炉出口温度。对于容易发生裂化和缩合反应的重质原料和残碳值较高的原料，加热炉出口温度可以低一些。炉出口温度过高，促进弹丸焦生成;生成硬质石油焦，造成除焦困难。 一般情况下是根据原料性质确定最佳的操作温度，通常焦化炉出口温度为495,505?，为防止炉管结焦，芳烃含量和沥青质含量的比值较大时宜采用较低的炉出口温度，反之，宜采用较高的炉出口温度。 27 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: , 系统压力 系统压力直接影响到焦炭塔的操作压力。焦炭塔的压力下降使油 品易于蒸发，也缩短了气相油品在塔内的停留时间，从而降低了 反应深度。一般来说，压力降低会使蜡油产率增大而使柴油产率 降低。为了取得较高的蜡油产率则应采用较低的压力。 操作压力对焦化蜡油收率和质量影响 0.103MPa/循环比 名 称 0.172MPa/循环比0.05 变化 0.25 收率 m% 25.7 35.2 增加 干点 ? 493 571 提高 密度 d 0.943 0.9632 变重 20 28 康残 m% 0.35 0.8,1.0 增加 Ni+V mg/g 0.5 1.0 增加 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。 总结如下: ,炉出口温度增加5,6?，瓦斯油收率增加1.0,1.2,。温度提高，则气体、汽油、轻柴油和石油焦收率增加，重柴油收率下降。 ,循环比降低到0.05,0.15，可较大提高液收，但务必注意加热炉管结焦和分馏塔蒸发段超温问题。 ,馏份油循环，液收可增加2.0,2.5m,，焦炭收率下降2.5,3.5m,，并和缓和炉管结焦。 ,缩短焦化循环周期，提高焦化处理能力。但焦化周期从24小时缩短到18小时，焦炭塔寿命损失25,，而且焦炭VCM会增加约1.0m,。 焦炭塔压力每降低0.05Mpa，液体收率增加1.3%，焦炭收率下降1%。对于生产燃料焦的焦化装置，为了取得最大的馏份油收率，应采取低压操作。 , 石油焦(Delayed Coke) 石油焦是延迟焦化装置的产品。石油焦通常有三种分类方法: 1. 按加工方法不同，可分为生焦和熟焦。生焦:由延迟焦化装置 的焦炭塔得到，含有较多的挥发分，强度较差;熟焦:是生焦 29 经过高温煅烧(1300?)处理除去水分和挥发分而得，以称煅 烧焦。 2. 按硫含量的高低，可分为高硫焦(S,4%)、中硫焦(S:2%~4%) 和低硫焦(S,2%)。 3. 按其显微结构形态的不同，可分为海绵状焦、蜂窝状焦和针状 焦。海绵状焦:无定形焦，是由高胶质-沥青质的原料生成的 石油焦。主要作为普通燃料。蜂窝状焦:是由低可中等胶质- 沥青质含量的原料生成的石油焦。最大的用途是经过煅烧和石 墨化后生产电极。针状焦:是由含芳香烃多的裂解渣油或催化 裂化澄清油作原料生成的石油焦。针状焦是一种具有极高经济 价值的材料，可用于制造炼铝和炼钢的低电阻电极、原子反应 堆的减速剂和宇宙飞行设备中的高级石墨制品等。 欲生产针状焦，首先要选择合适的原料。芳香烃含量高而胶 质、沥青质含量低，并且含硫量低的重质油是生产针状焦的 良好原料。在以生产针状焦为主要目的时，应采用大循环比 和延长生焦时间，并且采用变温操作，使之有利于中间相小 球体的长大和转化。 石油焦产品标准: 指标 一级品 1A 1B 2A 2B 3A 3B S%0.5 0.5 0.8 1 1.5 2 3 ? 挥 发%12 12 14 14 17 18 20 分? 灰0.3 0.3 0.5 0.5 0.5 0.8 1.2 分% 30 ? 水 分%3 3 3 3 3 3 3 ? 真密2.08~2.13 报告 / / / / / 度 粉焦 量% (块 粒25 报告 / / / / / 8mm 以 下) Si%0.08 / / / / / / ? V%0.015 / / / / / / ? Fe%0.08 / / / / / / ? , 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0.11 MPa(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。 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 31 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。 h)采用短的生焦时间，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。 l)双火焰双面辐射焦化加热炉的设计技术，焦化加热炉的在线清焦技术，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，加热炉觜采用低NOx偏平焰火嘴技术等，均有利于减少环境污染。 , 国内焦化工艺技术状况 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 32 方面: a)焦炭塔的油气预热由中进上出的预热方式改为上进下出的油气预热方式，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冲塔现象发生。(取消焦炭塔堵焦阀) 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 或1.25Cr0.5MoR等合金钢材料。 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。单炉的加工能力由10万吨/年提高140万吨/年。 77 66 545343 22 11 图1 单面辐射型图2 双面辅射型 1.燃烧器 2.辐射管 3.辐射室 4.中间火墙1.燃烧器 2.辐射管 3.辐射室 4.中间火墙 5.对流管 6.对流室 7.烟囱5.对流管 6.对流室 7.烟囱 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、半井架和单井加架等多种方式，目前较多应用的是有单井架水力除焦方式。 33 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还未被普通采用;可灵活调节循环比工艺大量应用于生产实践中。 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。但该系统水中废气对环境的污染还未有可行的措施。 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应用不多。 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，由于国内的倒班制度所限，没有长期执行下去。 0)冷焦水密闭处理技术: 34 p)大型焦化压控技术: Q)保温结构 采用“背带”式结构:将保温支持圈和保温钉固定在“背带”上而不直接焊 35 接在塔壁上，以解决垂直方向的热膨胀差，并避免在塔体上产生应力集中。 外保护层采用波纹铁皮或铝皮，既增加了外保护层的刚度，又解决了塔体环向的热膨胀差。 塔体的保温材料采用三层，内部一层采用耐高温(500?以上)且不会产生粉化的材料，三层保温材料层与层之间错缝排列，以获得了良好的防水和保温效果。 R)平单排管双面辐射多室、多程结构炉型 , 采用在线烧焦技术 , 采用小能量扁平火焰低NOX气体燃烧器 , 采用多点注汽(水)技术 , 高压水泵 流量260,290m3/h，扬程小于3000m国内技术已比较成熟，满足直径8800mm焦炭塔除焦要求。 , 除焦控制阀 可满足扬程小于3000m的操作条件。 , 自动切换除焦器 , 水蜗轮减速器、水力马达 , 自动顶盖机 , 自动底盖机(开发中) , 延迟焦化操作特点 延迟焦化工艺流程上采用的是一台加热炉配两个焦炭塔(也有两 台加热炉配一个焦炭塔)。热渣油油进入其中一个焦炭塔，生焦到 一定高度后，将热渣油切换到另一个焦炭塔去。对于加热炉和后 部分馏、吸收稳定系统来说，是连续操作，而对于焦炭塔来说就 要进行新塔准备、切换、老塔处理、除焦等间歇操作。所以，延 迟焦化是既连续又间歇的生产过程。这是延迟焦化的操作特点。 4、延迟焦化生产操作与调节 4.1加热炉的操作 , 加热炉是延迟焦化装置的重要设备，它在整个装置的总投资中占 有很大的比例。它的作用是将油品加热，使油品在焦炭塔里进行 反应有足够的热量。延迟焦化生产，对加热炉有苛刻的要求，以 36 满足生产的需要。 延迟焦化加热炉要求: 1. 热传递速度快; 2. 油品在炉管内停留时间短; 3. 压力降小; 4. 炉膛的热分配合理，表面热强度均匀等。 , 加热炉的构造 辐射室、对流室、燃烧器、烟道及烟囱、弯头及弯头箱、炉墙及钢架、辅助设备。 按照辐射室形状划分，焦化加热炉可分为立式炉、箱式炉和阶梯炉三种炉型;按照辐射管受热方式划分，焦化加热炉可分为单面辐射炉和双面辐射炉两种;按照辐射室内炉膛数量划分又可分为单室炉、双室炉及多室炉。如果将以上不同划分方式产生的炉型进行组合即可得出多种可供选择的炉型。 在焦化装置循环比为0.2,0.4范围内，焦化加热炉可根据装置处理量的大小选择管程数及炉膛数量，推荐设计炉型见表1。 表1、焦化加热炉推荐炉型 焦化装置处理量，万<30 30-60 60-120 吨/年 单室2管程水平单室2管程水平管立式双室4管程水平管箱式炉 单面辐射炉 管立式炉 炉 单室1管程水平单室2管程水平管箱式4室4管程水平管箱式炉 管立式炉 炉 双面辐射炉 4室4管程水平管阶梯炉 单室1管程水平双室2管程水平管箱式 管阶梯炉 炉 双室2管程水平管阶梯 炉 37 图1、双管程单面辐射水平管立式炉 图2、四管程单面辐射水平管箱式炉 图3、双室四管程箱式炉 图4、四室四管程阶梯炉(单阶梯) 38 图5、三室六管程箱式炉 图6、六室六管程阶梯炉(单阶梯) 39 , 立式管式加热炉 立式管式加热炉是焦化装置用得较多的一种炉型。分为单面辐射、双面辐射炉。油品在辐射室的流向有:(1)上部进，下部出;(2)下部进，中部出;(3)下部进，上部出。三种流向。 “上进下出”流程特点: 1. 高温烟气在上面大量传热，下部是以辐射炉墙传热为主，“上 进下出”流程是希望温度较低的油品首先在高温区吸热，以保 证油品在单位时间里取得最多的热量，满足焦化工艺过程中对 加热炉传热速度的要求; 2. “上进下出”流向，可以保证油品在高速状态下经过临界反应 区，单吸热而少发生反应，避免加热炉出口几根炉管和转油线 结焦。 采用“下进中出”或“下进上出”加热流程改造原因: “上进下出”流程管内易结焦部位与热强度高的部位相重合。改 40 造为“下进中出”或“下进上出”加热流程后，减少焦化炉出口 至焦炭塔转油线的长度，降低炉出口处的压力;减少不正常操作 时火焰舔上高温炉管。 注意:采用“下进中出”流程，要注意中间转油线的热膨胀特性， 减少热应力，中出位置应确保中间转油线的温度不高于430?。 我国焦化炉设计一般采用“上进下出”的流程，辐射循环油从 辐射室顶部进入辐射室，在辐射室加热到设定温度后从底部出加 热炉经转油线到焦炭塔，这种流程的优点是高温易损坏炉管位于 辐射室底部，易于现场观测炉管因管内结焦而导致的炉管颜色变 化，缺点是易结焦部位正好位于高热强度区;而采用“下进中出” 的方案，旨在使易结焦炉管部位与高温段错开，这种方案由于中 间转油线是无效的，延长了油品在炉管内的停留时间，增大了炉 管压降，因而在理论界也存在着争议。 , 多点注汽 往加热炉管内注汽(或凝结水)可增加管内介质流速，降低停留时间，尤其是可降低该介质裂解温度以上段停留时间。另外，可提高管内已生软焦脱离速度，由于这二个原因，提高了加热炉运行时间。特别在此要强调的是采用多点注汽比仅炉入口单点注汽要好。主要反映在: , 在同等注汽量下，多点注气的介质流经炉管的压力降小，从而可以降低炉入口压力，也就降低了加热炉进料泵的轴功率。 , 可以经模拟计算后，在介质面临峰值热强度的部位注汽，提 41 高该部位流速，从而可降低油膜厚度和温度，强化了管内传热。 , 由于分段注汽，便于分段调节注汽量，由于注汽量相对减少，使管内油品气相中烃分压增加，缓和了液相油品的特性因数沿炉管加热升温而变小的趋势，这种现象有利于减缓油膜层生焦速率。 国外焦化加热炉设计几乎都采用多点注汽，并且注入量比国内设计低，注汽点位置选择及注汽量的大小对焦化炉的操作是十分重要的，必须采用专业软件经多次优化核算后确定。 , 烘炉 1. 烘炉目的是为了缓慢除去炉墙砌筑过程中积存的水分，并使耐 火泥得到充分烧结。 2. 烘炉的操作: 新建加热炉烘炉的几个阶段。 (1) 自然通风;5天 (2) 强制通风;16小时 (3) 蒸汽暖炉 130~150? 1~2天 (4) 加热炉点火150?恒温脱除自然水; (5) 320?恒温脱除结晶水; (6) 500?恒温脱除结晶水，耐火泥烧结。 以上温度均指炉膛温度。 烘炉过程中铬钼钢炉管出口的蒸汽温度?450? , 加热炉烧焦 (1) 炉管结焦的判断 42 炉管结焦的判断方法是凭实际操作经验和仪表指示。 A、 炉管的局部结焦 可以从炉管表面颜色不一样来判断。结焦的地方，由开焦炭、 盐垢的传热系数小，而使炉管表面温度高，颜色发暗红色， 或者有一些灰暗的斑痕，而其他地方炉管则呈黑色。 B、 炉管的多数结焦 在炉辐射量和其他指标不变时，炉膛各点温度逐渐升高，炉管颜色发暗发红、阻力降增加，注水压力上升;或炉膛温度升高，炉辐射出口温度烧不上去。出现这种大量严重结焦时，就应该停工烧焦或降量生产。 (2) 空气-蒸汽烧焦原理 炉管内的结焦(焦炭和盐垢)，在高温下和空气接触燃 烧，利用蒸汽控制烧焦的速度并带走多余的热量，防止 局部过热，保护炉管。同时，由空、蒸汽和燃烧的气体 以较高的速度在炉管内流动，将崩裂和粉碎的焦粉和盐 垢，一同带出炉管。烧焦气体经烧焦罐后排出。 (3) 烧焦 有时利用热水泡焦冲洗，然后再烧焦有很多优点，可以加 快烧焦的速度，又延长炉管的寿命。 烧焦过程中，控制炉膛温度?650?，炉辐射出口温度?550?，对流出口温度?400?，以免烧坏炉管。 , 烧焦步骤如下: 43 (1) 在炉膛温度达到550?之前可以大量吹汽，把脱落崩裂 的焦粒带走，防止在通风时堵管; (2) 在炉膛温度达到550?时，减少蒸汽量加大空气量，调 整汽气比为3:1，控制烧焦速度为1-2根为宜。经过多 次反复，当排出褐红色粉末时，确认烧焦完毕。 (3) 只通风强烧，强烧最长时间不超过5分钟，用蒸汽吹扫 检查是否烧尽。 , 烧焦的异常现象和判断 (1) 通风后焦烧不着: 判断方法是通风长时间炉不变色，出口无焦粉、温度不上升。 原因可能是:通风量小、通汽量大;炉膛温度低，焦没有达到燃烧温度;炉管内结焦坚硬，含盐多;风压不足，风量不够。 (2) 堵管 判断方法是:通汽、通风的流量表指示回零;通风、通汽后管线没有介质的流动声音;排汽口不见冒烟、冒汽。 原因可能是:烧焦速度过快;风量大、时间长，结焦大量崩裂;通汽量小，时间短，崩裂的焦块吹不动、吹不走、吹不干净;结焦松软，易脱落崩裂，个别弯头结焦多，不畅通。 (3) 烧焦干净的判断: 判断方法是:炉管的颜色经过烧焦后，依次由前至后，全部由暗红变黑，证明焦已烧完;排焦口经反复吹扫无黑灰焦粉。 44 烧焦气体去焦池 水 烧 焦 罐 烧焦气体及杂质 排下水井或边沟 注意:A、烧焦前炉出口转油线保温要拆除; B、“下进中出”流程，中间转油线保温一定要拆除。 , 焦化加热炉管清理技术 清管器清理加热炉管技术是使用带有钢支撑橡皮球在10,20巴(表压)水压下沿管内来回运行。Koch公司在装置检修时采用炉管清理技术效果很好，与在线清焦不同，清管器清理炉管可以将一些盐垢同时除去。一些炼厂由使用蒸汽和空气清焦改为清焦器除焦后，可以将加热炉管内所有的无机盐沉积物全部除去，再开工时压降明显降低，加热炉进料处理量可以增大，加热炉连续运行14个月。Texaco使用内孔表面检查仪确认炉管内部清洁且没有损伤。Husky尝试了使用清管器、蒸汽,空气以及机械涡轮清焦后发现，蒸汽,空气清理不干净，机械涡轮清理效果也不好且造成炉管内壁损伤，所以Husky一直使用清管器，效果良好。 , 日常操作 1、工艺介质流量、温度及管壁温度的监测及控制 加热炉操作中应尽量保持各管程中工艺介质流量、注水或注汽量相同，避免出现偏流现象，否则极易造成管内结焦。操作中可通过各管程流量计指示，或在各管程燃烧器发热量相同时的管壁温度指示来监测两管程流量的均衡，管壁温度偏高的一侧流量偏小。 应严格控制辐射室工艺介质出炉温度，严禁超温操作。辐射盘管设置的管壁热电偶应连续监测并 记录 混凝土 养护记录下载土方回填监理旁站记录免费下载集备记录下载集备记录下载集备记录下载 管壁温度，如出现管壁温度突然升高的情况，应立刻检查燃烧器燃烧状况及工 45 艺介质流量、注汽量、工艺介质出炉温度等操作参数是否正常，并及时调整操作。 2、燃烧器操作 燃烧器点火前应采用鼓风机通风或打开灭火蒸汽对炉膛进行吹扫，吹扫时间不小于15分钟。在对炉膛内气体进行检测并确认可燃及爆炸气体含量指标符合要求后方可进行燃烧器点火，燃烧器点火程序应严格按照安全操作规程及燃烧器制造厂提供的操作说明进行。 燃烧器操作的好坏对焦化炉长周期安全运行有着决定性的影响，正常操作时应点燃所有燃烧器，并尽量保证每个燃烧器具有相同的发热量，从外观上看火焰高度、颜色等应保持一致，并且应保证火焰形状稳定、不发飘，正常操作时火焰长度应控制在炉膛高度的1/3左右，严禁火焰冲击炉管。 3. 过剩空气控制 加热炉是靠燃料燃烧供给热量的，在工业炉中，燃料不可能在化学平衡的空气量(理论空气量)下完全燃烧的，总是要在有一定过剩空气量的条件下才能完全燃烧。燃烧所用实际空气量与理论空气量之比叫做过剩空气系数α。一般炼油加热炉正常的过剩空气系数在烧气时为α=1.05-1.15，烧油时为α=1.15-1.25。在实际操作中，如果过剩空气量增加，排烟时大量的过剩空气将热量带走排入大气，使排烟损失增加，热效率降低。由于过剩的空气是在排烟温度下排入大气的，所以排烟温度越高，过剩空气带走的热量就越多，对热效率的影响也就越大。图12表示在不同排烟温度下，过剩空气系数α每增加0.1对热效率下降值的影响。由此可见，降低过剩空气系数可以有效地减少排烟损失，提高热效率。 降低过剩空气系数的办法很多。首先是要选用性能良好的燃烧器，保证在较低的过剩空气系数下完全燃烧;其次是在操作过程中管好三门一板 (风门、气门、油门和烟囱挡板)，确保管式炉在合理的 过剩空气系数下运转，既不让过剩空气量太大，也不因过 剩空气不够而出现不完全燃烧;再者是应做好管式炉的堵 漏，因为炼油管式炉几乎都是负压操作的，如果看火门、 人孔门、弯头箱门等关闭不严或炉墙有泄漏之处，从这些 地方漏入炉内的空气一般都不参与燃烧而白白带走热量。 图12 过剩空气系数对热效率的影响 国内目前焦化炉一般均在辐射室出口设置氧化锆以 监测加热炉过剩空气量。正常操作时，氧化锆指示的氧含 量应控制在3-4%之间。未投用余热回收系统时，炉底气 动风门应打开，通过调节每个燃烧器的进风口处蝶阀调节空气用量以控制烟气中氧含量。投用余热回收系统后，炉底气动风门应处于全关位置，每个燃烧器的进风口处蝶阀及各支风道上调节挡板应尽量处于全开位置，其作用为各炉膛及各燃烧器进风量的微调，由空气鼓风机入口挡板开度或鼓风机电机转速控制烟气中氧含量，这样可保证所有风道及空气预热器内的空气正压均达到最小值，从而最大可能减少了空气的泄露量，减少了热量损失。开工初期氧含量可控制在6%以内，以便能得到较好的火焰形状，操作正常后应缓慢降低到3%左右。 对于对流室加热减压渣油的焦化炉，过剩空气系数的大小对减压渣油出对流室温度还有着不利的影响。 4. 炉膛负压控制 正常操作时应将炉膛负压(辐射室出口烟气压力)控制在-20Pa左右。未投用余热回 46 收系统时，可通过烟囱调节挡板开度控制该压力，烟囱密封挡板此时为全开状态，烟气由烟囱直接放空。投用余热回收系统后，烟囱密封挡板处于全关位置，烟囱调节挡板应尽量处于全开位置，由烟气引风机入口挡板开度或引风机电机转速控制炉膛负压，烟囱调节挡板仅用于辐射室负压的微调，这样可保证所有烟道及空气预热器内的烟气负压的绝对值均达到最小值，从而最大可能减少了空气泄露到烟气中，减少了热量损失。开工初期炉膛负压可控制在-60Pa以内，以便能得到较好的火焰形状，操作正常后应缓慢降低到-20Pa左右，以减少炉膛的漏风量。 5、减少不完全燃烧损失 在排烟损失中，除了前面所述烟气的物理热损失之外，还有由于不完全燃烧而造成的化学热损失。不完全燃烧除造成热损失，降低热效率外，还造成大气污染。机械不完全燃烧产生的炭粒还会造成对流室炉管表面积灰，影响传热效果。 减少不完全燃烧损失的措施首先是选用性能良好的燃烧器，并及时的和定期的维护，使燃烧器长期保持在良好状态下运行，以保证在正常操作范围内能完全燃烧。其次是在操作中精心调节“三门一板”，以保证过剩空气量既不太多，也不太少。 炼油加热炉的燃烧器性能一般都较好，自动化控制水平也较高，因此不完全燃烧都较少。在设计和运行中通常都不考虑不完全燃烧损失。但对那些性能不良或维护不及时运行状况不好的燃烧器，以及操作管理不精心的炉子来说，不完全燃烧损失则是不可忽略的。 6、减少散热损失 加热炉外壁以辐射和对流两种方式向大气散热。散热量与炉外壁温度、环境温度和风速等有关。当内壁温度一定，炉墙材质、结构和尺寸已一定时，环境温度下降，炉外壁温度也降低，实际温差变化不大，散热损失变化也不大。同样，环境风速增加，外壁温度也降低，但对流传热系数增加，因此散热量变化也不大。也就是说，环境温度和风速对炉外壁温度影响较大，而对散热损失虽然有影响，但是影响并不大。 新建的炼油管式炉的散热损失并不大，一般仅占炉子总供热量的1.5-3%。因此靠减少散热损失来提高热效率的余地并不大。但对于已经使用多年，炉墙己有损坏的炉子，及时修补炉墙对减少散热损失，提高热效率却是很有必要的。 7、减少烟囱密封挡板处的烟气泄露 对于下置式余热回收系统(图13)来说，炉顶烟囱需要设置一块密封挡板，由于机械设计的限制，此处不可避免存在一定的烟气泄露问题。密封挡板处的烟气泄露有可能是自下往上，也可能自上而下，这取决于密封挡板两侧压力的大小，但都会造成热量的损失，从而降低了加热炉热效率。 47 图13 典型下置式回收系统流程图 操作中可通过调节烟气引风机入口挡板开度或引风机电机转速及烟囱调节挡板开度来实现密封挡板两侧的压力基本相同，这样可达到最小的泄露量，并保证辐射顶部负压在-20Pa左右操作。当P1大于P2时，烟气由下往上泄露，造成加热炉排烟温度大于空气预热器烟气出口温度，此时应增大烟气引风机入口挡板开度或引风机电机转速，同时减小烟囱调节挡板开度。当P2大于P1时，烟气由上往下泄露，造成空气预热器烟气入口温度大大低于对流室出口烟气温度，此时应减小烟气引风机入口挡板开度或引风机电机转速，同时增大烟囱调节挡板开度。 8、在线清焦(on-line spalling)及双向烧焦 在线清焦技术是在焦化炉不停炉情况下对炉管内结焦进行清除的过程。采用在线清焦技术的焦化炉一般应采用4管程，以避免对后续设备操作造成太大的影响。操作时对其中一管程通入蒸汽，其余三管程正常操作，在线清焦用的蒸汽及清除的焦碳与其他三管程油品一同进入焦碳塔。 在线清焦方法有两种，一种是恒温法，其原理是利用高速流动的水蒸汽对焦垢层的冲刷作用及水蒸汽在高温下与焦炭发生化学反应生成一氧化碳和氢气。该种方法仅可用于结焦时间较短的焦化炉，采用此种方法可有效的去除管内生成的软焦层。当管壁温度达到630?C约3个月之后时，管内焦层已经变硬，采用恒温法进行在线清焦的效果就不是很理想了，此时应当采用变温法。变温法的原理是利用炉管金属与管内焦垢层热膨胀系数的不同，通过快速升高及降低炉管温度，使得焦炭层与炉管剥离。无论采用何种方法，都必须严格控制管壁温度不超过炉管的最高使用温度，并保证清焦管程的蒸汽压降大于或等于其他正常操作的几管程的管内压降，以免热油泄漏到清焦的管程中。在线清焦所需蒸汽量、管壁温度的升降范围及速度应按照焦化炉实际炉管规格、根数、材质进行计算后确定，其操作必须严格按照规定的步骤进行实施，否则有可能造成炉管堵塞、变形，甚至炉管爆裂等严重的事故。 在线清焦技术特别适用于加工高沥青质、高残炭的热稳定性差的重质油以及消除扩能瓶颈的低循环比工况操作条件下运行的加热炉。采用在线清焦技术可延长加热炉连续运行时间，缩短停炉烧焦次数及停工检修次数。一般在线清焦效果是: 48 , 炉管表面温度降低50?左右，上海石化1.0Mt/a延迟焦化装置的焦化加热炉经过在线清焦后，辐射管表面温度平均下降53?左右。 , 炉管压降基本恢复到开工时压降。 , 清焦后可节省燃料约10,15,。 , 单炉可连续运行三年。 双向烧焦是在加热炉进出口管线分别设置烧焦蒸汽及空气接管，实际操作中可由入口至出口进行正常烧焦。当加热炉靠近炉入口部位管内结焦严重(时)，采用正常方向烧焦不能有效清除时，还可由出口至入口进行反向烧焦。双向烧焦对具有在线清焦技术的双面辐射焦化炉是十分必要的，尤其对于重质焦化进料在低循环比和超低循环比条件下运行的焦化炉，面临原料换热预热升温效果不佳时，采用“在线”烧焦和双向“在线”烧焦更为必要。 , 加热炉点火操作 加热炉的点火是开炉生产的第一步，点火前的准备工作很重要。 (1) 引瓦斯赶空气，采样分析瓦斯氧含量小于1%，否则点火易回火，甚至爆炸伤人，损坏设备。 镇海炼化做法:引瓦斯至加热炉前点小火炬。 (2)向炉膛吹蒸汽赶瓦斯 向炉膛吹蒸汽赶瓦斯先要检查炉前各火嘴的瓦斯阀门是否关死。 向炉膛吹汽至烟囱冒汽10~10分钟为准。 齐鲁石化做法:炉膛吹汽赶瓦斯后，还采炉膛气体进行爆炸分析，分析合格后才能点火。 其他点火步骤按正常程序进行。 , 正常操作与调节 (1)燃料的正常燃烧 火焰燃烧好坏的判断方法:燃烧完全，炉膛明亮，瓦斯火焰呈蓝白色，油火焰呈淡黄色。各火嘴高度一致，不倾斜、互不干扰， 49 做到多火嘴、短火焰、齐火苗，不扑炉管，烟无色。 (2)入炉空气量 入炉空气量太小，炉膛发暗，燃烧不完全，火焰发红、发飘;入炉空气量过大，炉管空气量过大，炉管氧化脱皮厉害，浪费燃料。 5、加热炉的简单工艺计算 , 燃料热值的计算 高热值是燃料完全燃烧后所生成的水已冷凝为液体水的状态时计 算出来的热值; 低热值是燃料完全燃烧后所生成的水已冷凝为蒸汽状态时的热 值。在计算时常用到低热值的概念。 气体燃料的高、低热值由下式计算 Q=?q.y高hii Q=?q.y低eii y气体燃料中各组分的体积百分率; ——i q 、 q—气体燃料中各组分的高、低热值。 hiei , 理论空气量 燃料的燃烧实质上就是碳、氢、硫的氧化反应，生成二氧化碳、 水和二氧化硫，并放出热量的过程。 气体燃料所需理论空气量可用下式计算: L=0.0619/ρ,0.5H+0.5CO+?(m+n/4)CH+1.5HS-O, 02mn22 3式中:ρ—气体燃料的重度，Kg/m(标) m、n—气体燃料中碳、氢的原子数 50 L—燃料的理论空气量(重量)，公斤空气/公斤燃料 0 气体组成均为体积百分数。 3V—燃料的理论空气量(体积)，标米空气/公斤燃料 0 V= L/1.293 00 , 过剩空气系数 实际进入炉膛的空气量与理论空气量之比，叫过剩空气系数，以α表示。 α=L/L=V/V 实际实际00 过剩空气系数是影响管式加热炉性能，特别是全炉热效率的一项重要指标。过剩空气系数太小，空气量不足，燃料不能完全燃烧，炉子热效率降低。过剩空气系数太大，入炉空气量过多，相对降低了炉膛温度和烟气黑度，影响传热效果，同时也增加了排烟量，使烟气从炉子带走的热损失增加，全炉热效率降低。过多的空气还会使烟气中的含氧量增加，加剧了炉管表面的氧化暴皮，而缩短了炉管的使用寿命。 一般立式炉过剩空气系数在1.1~1.30之间。 , 炉膛温度 炉膛温度是指烟气离开辐射室的温度。 燃料燃烧产生的热量，在炉膛内是通过传导、辐射和对流三种方 式传给炉管内油品，其中辐射传热量占90%左右。炉膛温度越高， 辐射传热量越大，炉膛温度高低，在进料温度和流量不变的情况 下，主要由燃料量和火焰调节决定的。 炉膛温度过高，辐射炉管表面热强度过大，会引起管壁温度升 51 高，炉管易于结焦。 由于炉管结焦造成传热性能下降，为达到工艺要求的炉出口温 度，将使炉膛温度更高，这样就形成一个恶性循环，对焦化炉长 周期开工不利。 一般焦化立式炉炉膛温度?800~850? , 炉管表面热强度 炉管单位面积每小时所传递的热量，叫做炉管表面热强度，单 2位KW/m。 Cr5Mo材质炉管的最高使用温度为600?C，抗氧化极限温为650?;Cr9Mo材质炉管的最高使用温度可达650?C，抗氧化极限温为705? 2 CrMo材质的炉管推荐的表面热强度为32.56~37.22 KW/m5 , 加热炉热效率的计算 在单位时间内炉子有效热负荷与燃料供热量之比叫做热效率。 η=(100-q-q)×100% e1 或η=Q/B. Q 有效低 q——辐射段加对流段总热损失，% e q——烟气出对流段带走的热量，% 1 Q——炉子有效热负荷，千卡/小时 有效 3B——燃料用量，公斤/小时或标米/小时 3 Q——燃料的低发热值，千卡/公斤或千卡/标米低 由于加热炉的热负荷不易测定，一般采用反平衡法来计算加热炉的 52 综合热效率。 η=,1-(q q q q)/ q,×100% 1+2+3+PG η——加热炉综合热效率，% q——单位燃料的总供给能量，kJ/Kg燃料 G q——按单位燃料计算的排烟损失热量，kJ/Kg燃料 1 q——按单位燃料计算的不完全燃烧损失热量，kJ/Kg燃料 2 q——按单位燃料计算的表面损失热量，kJ/Kg燃料 3 q——对单位燃料量的辅机耗能，kJ/Kg燃料 P 正平衡法计算加热炉综合效率 此外还有图表法，和用图表法可以查出热效率。采烟道气样，记下烟气温度，利用奥化分析仪分析烟气中CO、O、CO体积百分含量，22 可根据氧含量查过剩空气系数，然后根据过剩空气系数和排烟温度查得烟气损失热量百分数。η 1 如果烟气中含有CO，再通过CO含量和过剩空气系数碍得CO的存在使热效率下降的百分数。η2 一般炉壁热损失按3%计。 可推算加热炉热效率η=1,0.03,η,η12 司炉操作工可根据烟气氧含量、排烟温度，调整“三门一板”操作，提高加热炉热效率，来指导实际操作。 α=(100―CO―O),(100―CO―4.76O) 2222 4.2焦化分馏塔 一、焦化分馏塔 53 延迟焦化装置的分馏塔有着分馏和换热两个作用。 , 分馏塔的作用 分馏塔的分馏作用是把焦炭塔顶来的高温油气中各组分按不同沸点范围切割出来。原料油在分馏塔下部与高温油气换热后，轻组分上升进入精馏段，重组分进入塔底作为循环油温度360-390?以上，送入加热炉辐射段。 换热以后可以减轻加热炉辐射段的热负荷。 , 分馏的原理 分馏是石油化工生产中分离混合物的常用方法之一。用分馏方法来分离混合物，其根本原理在于混合物中各组分的挥发度(沸点)不同、蒸汽压不同，进行分离。 分馏的实质，就是把混合液体加热进行多次汽化，得到的混合气体再进行多次冷凝，最后，在气相中得到较高浓度的轻组分(低沸点)，在液相中得到较高浓度的重组分(高沸点)。 , 分馏过程三大平衡: ?气液相平衡; ?物料平衡; ?热量平衡; , 分馏过程的必备条件: ?气相温度高于液相温度; ?液相中低沸点组分(轻组分)的浓度应高于油气成平衡时的浓度;气相中高沸点组分(重组分)的浓度也应高于与其成平衡时的浓度; 54 ?具有气液两相密切接触的地方。 二、焦化分馏塔的操作 焦化分馏塔的操作的要点是要抓住全塔物料平衡和热量平衡。 延迟焦化操作受到焦炭塔周期性生产的影响。 , 分馏塔顶温度控制 分馏塔顶温度设计是根据塔顶产品的露点计算的，而在操作中是根据汽油干点来调节控制塔顶温度的。塔顶温度和塔顶回流量进行串级控制，保证汽油干点合格。 分馏塔顶温度的影响因素如下: ?油气进口温度和油气量的变化; ?原料性质变化; ?各回流及温度变化; ?原料或回流带水; ?加热炉注水，焦炭塔吹汽量的变化; ?塔顶压力变化等。 , 蒸发段及塔底温度的控制 影响蒸发段温度的因素有: ?油气进口温度和油气量的变化; ?对流出口温度变化; ?对流上下进料量分配的变化; ?蜡油下回流量及回流温度的变化; ?蜡油集油箱液面产生溢流; 55 ?原料及蜡油回流带水; ?各部抽出量的变化等。 , 分馏塔底液面的控制 分馏塔底液面它充分保证加热炉进料泵的抽量，它的波动大小也是焦 化操作平稳水平的标志，不允许大幅波动。 影响分馏塔液面的因素: ?焦炭塔预热、换塔时油气温度和油气量的变化; ?原料泵、辐射泵影响; ?焦炭塔小吹汽、冲塔、急冷油量的变化; ?蜡油集油箱溢流; ?蒸发段温度的变化; ?塔内压力、回流量及抽出量的变化; ?仪表失灵等。 , 蜡油集油箱液面 蜡油集油箱液面和产品出装置量实行串级控制。 影响蜡油集油箱液面的因素有: ?蜡油泵抽空或停泵; ?蒸发段温度变化; ?蜡油上回流、蜡油抽出及温度的变化; ?蜡油集油箱温度; ?仪表失灵等。 , 分馏产品(中间产品或半成品)质量控制 56 油品分馏切割好坏，一般以油品恩氏蒸馏曲线的脱空和重叠这两个概念来说明。 脱空:上一馏分干点低于下一馏分的初馏点，这两点的温度差值称为两馏分的脱空。 重叠:上一馏分的干点高于下一馏分的初馏点，这两点的温度差称为该两馏分的重叠。 , 焦化汽油干点控制: 塔顶温度控制 系统压力影响 , 柴油干点控制 柴油抽出量控制(原始控制) 柴油集油箱温度 柴油集油箱液面和抽出量串级以后，或者控制柴油灵敏板温度。 , 蜡油干点、蜡油残炭控制 蜡油残炭、干点用调节蒸发段温度来控制，还与塔底温度、液面、原料性质有关。 , 分馏塔防结焦措施 塔底循环泵要坚持长期运转，防止塔底焦粉沉集结焦; 控制塔底温度不要超高; 杜绝焦炭塔冲塔，尽量减少焦粉携带; 焦炭塔注消泡剂，降低泡沫层高度，防止泡沫冒顶; 我厂在塔底抽出过滤器注入缓焦剂; 57 在原料泵入口注入抑焦增液剂等。 三、焦炭塔的操作 焦炭塔是延迟焦化的主要设备，是焦化反应的场所，是延迟焦化的重要标志。 焦炭塔的操作 , 新塔预热 试压 赶空气:?从溢流阀，赶空气;?从呼吸阀赶空气，压力升至0.2MPa后检查上、下底盖、管线、热偶等处有无泄漏。 跑汽: 预热:改好焦炭塔底至甩油罐流程，略开预热塔出口阀，将油气引入新塔，使其压力缓慢上升，当其压力基本稳定后再继续开大出口阀，直到全开新塔出口阀。压力平稳后打开气相阀，改好甩油流程。(有的厂是等新塔温度150?时打开气相阀。) , 换塔: 老塔处理: 给水冷焦: 冷焦水循环: 改放空操作: , 单位骤冷因数=水骤冷时间(分)/焦炭产量(吨) 焦炭塔变形是与它的频繁操作过程有关，一个焦炭塔经过升温、降温、水冷，温度变化范围从480?~常温，必然对焦炭塔变形产生不利影响。 58 焦炭塔变形速度和大小与给水快慢有关。 单位骤冷因数安全值0.6~0.8。 , 焦炭塔不正常操作: ?焦炭塔冲塔 这里指的焦炭塔冲塔是焦炭塔在生焦后期把泡沫层携带到焦炭塔顶跑到分馏塔底。 冲塔造成大油气线、分馏塔底和炉管结焦。 a.冲塔的现象 ?焦炭塔顶压力突然以锯齿形升高，忽大忽小，波动不稳。说明塔内泡沫层上升到油出口管，阻力增加，而且是高低起伏不断变化的。 ?分馏塔底液面升高，温度升高，各点温度普遍上升。说明焦炭塔把泡沫层带入分馏塔底。 b.冲塔的预防和处理 冲塔多数情况下发生在生焦后期，即换塔前2-4h左右。 预防办法是: ?在换塔前2小时，把炉出口温度适当提高一点，使焦化反应加深，减少中间产物 ，降低泡沫层。 ?控制好满负荷生产时生焦周期和处理 ?利用中子料位计监测生产。 ?注消泡剂，减少泡沫层高度。 ?给水给不进: , 现象:塔底进料线不凉，给水时(老塔)压力不变化，焦炭塔温 59 度长时间不下降，或下降缓慢。 , 原因: ?开始给水时间长，量小，造成焦层孔道被粘稠物堵住。 ?配合不当，过早关掉汽阀，而水阀又没打开。 ?吹汽不及时，汽量过小。 处理方法:重新大吹汽后水汽配合给水;除完焦后必须清扫，吹扫塔底进料线，保持进料线畅通。 , 思考题:荆门分公司延迟焦化装置曾发生过换塔后，焦炭塔底进 料线、给水线、甩油线全部结焦堵死的事故。请你考虑一下出现 这种事故的原因和处理措施, ?焦炭塔塔体晃动 原因:焦炭塔线速太大，原料太轻，注水量过大。 处理:减小二次量，减小处理量，减小注水量。 焦炭塔线速度计算 , 焦炭塔的适宜气速 中石化总公司(87年)推荐的最大气速?0.0915m/s;一般允许气速在0.09~0.12 m/s;国外资料报道，在焦炭塔正确注入消泡剂的条件下，焦炭塔的允许气速可达到0.15 m/s. 焦炭塔内的线速度一般是在物料平衡和已知油气体积流量基础上采用公式计算。 2W=4V/πD 体 60 3式中:V——油汽的体积流量，m/s 体 D——焦炭塔的直径，m 而V=(?G/M)×22.4/3600×(t+273)/273×p/p 体组组0 G——油气中的汽油、柴油、蜡油、循环油、气体、水汽的重量流组 量，Kg/h; M——上述各组分的分子量、焦炭产品的分子量; 组 (气体M=32，汽油M=115，柴油M=210，蜡油M=365，循环油M=420，水汽M=18) t——焦炭塔顶气相温度(不打急冷油时温度); 2p——标准状态下的压力，1.0 Kg/cm; 0 2p——焦炭塔操作压力， Kg/cm; (绝压) 计算例题: 单位 富气 汽油 柴油 蜡油 循环油 蒸汽 合计 流量 t/h 11.77 21.21 42.33 24.75 55.37 2.4 157.8 平均分M 24.67 110 220 380 500 18 子量 KmoLKmoL/h 477.68 192.82 192.41 65.13 110.74 133.33 1172.11 数 焦炭塔平均温度t=(t顶+t底)/2=(420+492)/2=456? 单台焦炭塔摩尔数 n1=n/2=586.06KmoL/h 焦炭塔体积流量V=NRT/P=586.06×0.082×(456+273)/(1+0.24×10.2) =10162.6m3/h=2.82m/s 22 焦炭塔截面积S=ΠR=28.26m 焦炭塔空塔气速u=V/S=2.82/28.26=0.10m/s 61 , 放空塔(接触冷却塔)操作: 正常操作: ?改放空前，启动放空塔(接触冷却塔)塔底泵建立顶回流，启动空冷、后冷。 ?打开放空塔下部进料阀，上部进料阀不开，缓开焦炭塔放空阀，注意放空塔压力变化。 ?控制后冷冷后温度?75?。 四、吸收稳定岗位操作法: , 吸收稳定操作原则 吸收—稳定系统的任务是将来自分馏塔顶粗汽油和富气，通过吸收塔和解吸塔分离成干气和脱乙烷汽油，再通过稳定塔将脱乙烷汽油分离成液态烃和稳定汽油。 对于吸收操作，温度越低、压力越高、吸收剂量越大越有利于吸收;对于解吸操作，温度越高，压力越低越有利于解吸。 吸收和解吸操作又相互影响，要从吸收和解吸整体分离效果来考虑控制各自的操作条件。 吸收过度将增加解吸负荷，解吸过度又会增加吸收负荷，吸收或解吸过度后反而会造成分离效果恶化。 因此必须树立吸收—解吸系统整体操作的思想。 对于稳定塔操作，影响分离精度的主要因素是回流比，在塔底重沸器热源充足和塔顶冷凝品负荷允许的情况下，塔顶回流越大，分离效果越好。 62 但回流过大，将增加塔底重沸器加热负荷和塔盘的气液相负荷，一旦塔盘气、液相负荷超标后，将出现液泛或雾沫夹带，产品分割度变差。 所以稳定塔操作需要根据进料组成、流量的变化，及时调整塔顶回流量，塔顶温度作为液态烃C5含量控制的关键指标，塔底重沸器出口温度作为稳定汽油10%点控制的关键指标。 正常操作 , 产品质量控制 ?干气中,C含量的控制 3 a.影响因素 ? 干气冷后温度高; ? 吸收剂量不足或吸收剂温度高，吸收效果差(干气中C含量高); 3?吸收塔温度高或中段回流取热量少，吸收效果差; ?稳定深度不够，补充吸收剂用量过大; ?吸收塔压力过低或波动大; ?解吸塔温度过高，大量C、C组分过度解吸，增加吸收塔的负荷; 34 ?不凝气排放。 ?液态烃C含量的控制 2 a.影响因素 ?解吸塔底重沸器出口温度低，解吸效果差; ?吸收过度导致解吸塔进料中会有大量C。 2 ?液态烃C含量的控制 5 a.影响因素 63 ?稳定塔顶回汉量小或冷却器效果差，造成塔顶温度高; ?稳定塔底重沸器出口温度控制过高; ?稳定塔压力低或波动大; ?进料位置不同，进料口以上的精馏段塔盘娄目不同，影响精馏效果。 ?回炼轻汽油后塔盘上液相负荷降低，相当于降低了塔顶回流比; ?粗汽油流量下降或稳定塔进料中液态烃组分含量上升，液态烃C5含量上升。 ?汽油10%点的控制 影响因素: ?稳定塔底温度高，10%点高; ?塔顶回流量过大，汽油10%点低; ? 塔进料组成的变化，进料中汽油组分含量增加，10%点高。 五、干气、液化气脱硫系统操作: ?贫液中的HS含量 2 影响因素 ?再生温度低; ?溶剂负荷大，出现冲塔; ?再生塔压力过高; ?胺液浓度低、质量差，再生效果差。 64 延迟焦化装置的开工操作 4.1开工 一、新建装置的开工 ?装置的验收工作 ?工艺项目检查 ?施工项目清理，检查有无遗漏项目和未完成项目; ?检查装置各区域的工艺流程是否按计划图纸要求安装，管线的布置是否符合设计 规范 编程规范下载gsp规范下载钢格栅规范下载警徽规范下载建设厅规范下载 和生产要求; ?管线上的阀阀、法兰、垫片和螺栓是否符合设计规范和满足生产要求; ?仪表控制方案是否满设计和生产要求; ?流量孔板、温度计、压力表、热电偶和热力补偿是否符合设计要求; ?安全阀安装的位置、方向是否正确，定压标准是否合格，有无铅封标记; ?管线支架选型是否正确，支架基础是否牢固; ?检查所有阀门是否好用，手轮是否齐全，阀门盘根、垫片是否符合生产要求; ?管线的伴热、保温、刷漆是否保证质量满足设计要求; ?伴热线流程是否按设计安排，流程走向是否合理; ?装置内各区域下水井，下水管线，管沟要疏通清理，保证畅通，管沟、下水井要盖好盖子; ?进、出装置蒸汽线、循环水线、软化水线、新鲜水线、氮气线、燃 65 料线等对接是否合理。 2、设备检查 a.塔、容器的检查 ?检查塔体容器各处接头和焊缝的质量情况; ?检查塔器附件、压力表、温度计、热电偶、液面计、浮球、安全阀、放空阀、消防线是否齐全好用; ?检查塔体、容器各部开孔连接短管、阀门、螺栓、垫片的质量是否符合生产要求; ?检查塔体、容器基础有夫下沉和裂缝现象。地脚螺栓有无弯曲、脱扣和回松现象; ?封人孔前检查塔内结构是否按规范安装; ?塔、容器内部是否清扫干净; ?检查施工图纸及资料是否齐全。 b.加热炉的检查 ?加热炉的炉管、炉管吊架、回弯头安装是否符合要求; ?检查加热炉热管换热器、热管有无损坏现象; ?检查炉体的耐火砖、保温层、保温材料、烟道的衬里是否符合要求; ?检查看火孔、防焊门、烟道档板是否灵活好用; ?检查各测温点、取压点的位置选择是否准确，是否齐全 ，氧化锆温度计、压力表、热电偶是否安装完毕; ?引风机、引烟机、蝶阀、风门等是否好用; ?消防蒸汽、气带及消防设施是否齐全好用; 66 ?炉子内外卫生打扫干净; ?炉子竣工资料是否齐全。 c.冷换设备的检查 ?检查冷换设备的头盖、垫片、螺栓是否安装规范; ?检查进出口温度计、压力表是否齐全好用; ?检查各扫线点、低点排空是否畅通; ?检查竣工资料是否齐全。 d.机泵检查 ?机泵的安装是否符合技术要求，盘车是否灵活; ?机泵的防护罩、地脚螺丝、电机的接地线是否完好; ?检查机泵润滑油、封油、冷却水系统是否符合生产要求; ?机泵的排凝、压力表、单向阀，入口过滤网是否按规定安装好; ?所有机泵安装的竣工资料齐全。 3、系统检查 ?检查水、气、风流程，走向是否符合设计要求，能否满足生产需要;?检查所有进、出装置油品管线流程是否正确; ?检查装置排水流程是否符合设计要求，下水道、排洪沟是否畅通。 4、安全检查 ?检查塔、容器、加热炉、换热器等设备接地，避震怒针安装是否合适。 ?所有的安全消防设施是否齐全好用; ?装置电缆沟里填满沙子; 67 ?系统动设备是否安装安全罩; ?加热炉瓦斯排空是否合理; ?所有垃圾、易燃、易用爆物要清除干净，道路通畅无阻; ?装置照明完好; ?下水井、盖板完好; ?劳动保护设施满足生产需要。 5、烘炉 前面介绍过，此处略。 6、蒸汽吹扫、贯通、试压 6.1蒸汽吹扫、贯通目的。 ?检查管线是否畅通，流程连接有无错误; ?清除设备、管线内泥沙、焊渣、铁锈等脏物; ?检查设备、管线的法兰、阀门接边处焊口等的密封性能，进一步检查工程施工质量。 6.2蒸汽吹扫、贯通的有关要求: ?按贯通吹扫顺序改好流程，冷换设备的入口短节、调节阀、孔板和计量表一律拆开或拆除; ? 通知 关于发布提成方案的通知关于xx通知关于成立公司筹建组的通知关于红头文件的使用公开通知关于计发全勤奖的通知 仪表关死一次表引压点和压力引压阀; ?为避免脏物吹入设备内，应拆开设备连接短节，采取措施挡住脏物落入设备内; ?吹扫蒸汽不允许进入泵体，入口短节拆开排污; ?冷换设备走付线; 68 ?认真填写吹扫、贯通记录，专人负责，落实到人; ?吹扫过程中，按顺序进行排凝，排放结束后将排空阀关闭; ?配合仪表工吹扫工艺管线上的仪表导管; ?管壳式换热器蒸汽吹扫时，另一程必须打开排空泄压; ?给汽后要顺流程检查，是否有管线拱起，管托脱落，保温震碎掉落等现象，认真做好记录，报车间处理。 6.4试压 6.4.1试压目的 ?检查所有炉、塔、冷换设备、容器、阀门及工艺管线的密封性能; ?发现施工中焊接质量、安装质量及使用材质等方面的漏项; ?进一步了解、掌握名岗位主要设备、管线的试压等级，试压标准、试压方法、试压流程。 6.4.2试压要求 ?设备试压和工艺水平和军费开支试压分开进行; ?新鲜水、循环水、软化水等自身压力憋压检查; ?风、氮气、蒸汽线分别以其最大压力憋压检查; ? 设备试压按标准进行，工艺管线一般试到蒸汽压力(1.0MPa)。 七、水冲洗、单机试运、水联运 ?水冲洗目的: ?冲洗管线和设备内脏物，为单机试运创造条件; ?进一步检查设备、管线施工质量及安装情况; 69 ?水冲洗原则: ?水冲洗时，不得将脏物冲入设备，须在设备前拆法兰，放水冲洗干净后再通过设备; ?水冲洗前孔板一律不装，冲洗干净后再装好，参加联运; ?焦炭塔、分馏塔、放空塔(接触冷却塔)装满水，并经塔顶大油气线溢流冲洗; ?泵入口管线拆入口阀法兰排污，经泵连通线冲洗出口管线; ?分馏塔各侧线水冲洗时，先将分馏塔装满，使汽油分液罐液面50%以上，然后由上至下，按保侧线水冲洗流程冲洗; ?放空塔装满水后，进行放空系统各管线冲洗; ?冷焦水罐和切焦水装水后，分别对冷、切焦水系统进行水冲洗; ?水冲洗完毕后，装好装置内拆除的所有法兰、调节阀; ?认真做好相关记录，发现问题及时处理。 ?单机试运 2.1目的和要求: ?通过单机试运，对转动设备、工艺管线的设计和安装质量进一步检查; ?进一步冲洗管线、消除隐患，为联合试运创造条件; ?操作工熟悉设备和工艺流程，做好单机试运记录。 a.需要单机试运的有: 空冷风机、桥吊、底盖机、加热炉风机、烟机、所有机泵 b.电机试运: 70 机泵电机断开联轴器，运转4h以上，重点检查电机运转方向，电机声音是否正常，电机是否有发热现象。 电机振动情况: ?电机轴承温度?70?; ?电机温度?60?; ?电流表指示良好，指示灯与运行状况相同。 c.机泵打水负荷试运 ?设备管线水冲洗完毕，可启动泵抽水试运; ?泵入口加好过滤网或“T”、“Y”型过滤器; ?用水试运时，有流量表要启动流量表，泵流量内额定负荷70-80%，电机在额定电流下;运转2h，试运过程中，机泵要互换运行; ?为保证单机试运行正常中，塔、容器的液面要保持平稳30-70%，防止抽空; ?以水代油，不串、憋和损坏设备; ?泵体振动、位移值在允许范围内。 ?水联运 3.1水联运目的 ?进一步清洗设备和管线内杂物，检查阀门、法兰、管线有无泄漏现象; ?进一步考核机泵安装质量及其性能; ?检查、检验各流量、液面、压力等控制指示范围，考查报警系统是否好用; 71 ?打通流程，检查工艺流程趱是否正确; ?操作人员进行技术练兵，为柴油试运做好技术准备。 3.2水联运操作 ?改好水联运:原料罐?炉对流?分馏塔、流程 分馏塔?辐射泵?焦炭塔?原料罐流程 3.3水联运注意事项: ?认真操作，以水代油。机泵启动时，出口阀必须 流，注意一次电流表，不准超电流，以防烧坏电机; ?在启动泵闪入口已装好过滤网，根据电流变化及压力变化可以判断过滤岗堵塞程度，及时停泵或换泵处理; ?水联运开始后，要注意各泵电流、压力，注意维护; ?水运完成后，拆各泵过滤网，同时打开原料罐、分馏塔、放空塔、汽油分液罐、甩油罐等清扫。 3.4风吹扫: 装置水联运结束以后，系统存水放净。如果条件允许系统可以进行风吹扫，用风将水赶净。 八、柴油冷运、热运 8.1柴油联运目的 ?全面考验装置的设计能力及各项经济指标，考察工艺流程走向是否合理; ?考察装置工艺设计，设备、机泵、管道、仪表、电气、系统配置的 72 施工、制造、安装质量; ?考察水、电、汽、风、燃料的消耗情况; ?考察并了解装置的工艺设备及仪表性能，全面掌握设备操作; ?对岗位人员进行一次岗位练兵; ?冲洗管线，转换设备残留的水分; ?检查验收设备管线的阀门、法兰、焊缝等泄漏情况。 8.2柴油冷运、热运操作法: ?进油前的准备工作; 1.1改好装油流程; 1.2改通闭路循环流程; 1.3引入水、电、汽、风; 1.4机泵加好润滑油; 1.5投用安全阀。 ?引油建立循环; ?辐射进料泵试运; ?点火升温至250?热油循环。 4.1 150?恒温 4.2 250?恒温4h，试翻四通阀。 ?加热炉互换柴油热运。 ?退油。 总共需要32-72h. 七、蜡油—渣油单炉开工24-48h。 73 八、并炉开工 九、停工: ?分炉停工 ?单炉停工 一、停工准备 二、分炉停工(停炉-1/3) 1、分炉停工准备 1)、炉-1/3辐射量以10~15吨/小时的速度开始降量至20吨/小时(分支);注水量逐步提量至950公斤/小时(分支)。 2)、改通塔-1/5、6四通阀至容-8/2正线，泵-9/2给汽贯通冷-8 两组至307#后给汽点关闭。 2、停炉，切换四通阀 1)、炉-1/3辐射出口以30?/小时的速度降温至480?。 2)、切换四通阀。流程:炉-1/3出口?四通阀?甩油线?容-8/2?泵-9?冷-8两组?307#线 3)、切换四通阀后，炉-1/3出口以30?/小时的速度降温至400?时熄灭炉火，注水量逐步降量至400公斤/小时(分支)。 4)、炉-1/3辐射出口温度350?时，停止对流向塔-2进料，改至容-8/2副线经泵-9/2?冷-8两组?307#线。 5)、炉-1/3辐射出口温度350?时，关辐射出口集合管至炉-1/3辐射，待蒸汽压力大于辐射管压力后，辐射给汽扫线，流程如下: 74 炉-1/3辐射出口集合管给汽?炉-1/3辐射?四通阀?甩油线?容-8/2副线?泵-9/2?冷-8两组?307#线。 6)、过热蒸汽出口温度低于220?时改放空。 7)、炉-1/3辐射出口温度300?时，注水改排空;停四通阀汽封。 8)、炉-1/3辐射出口温度250?时，停止对流进料，由对流入口分支给汽扫线至307#线。 3、老塔的处理 1)、四通阀切换后，塔-1/5立即给小吹汽。正常给大吹汽改放空。 1、 压缩机:富气量低时，启动往复机K-201/1，停K-201。 三、再次分炉停工(停炉-1/2) 1)、炉-1/2辐射量以10吨/小时的速度开始降量至18吨/小时(分支);注水量逐步提量至1200公斤/小时(分支)。 2)、改通塔-1/3、4四通阀至容-8/1正线。 2、停炉，切换四通阀 1)、炉-1/2辐射出口以30?/小时的速度降温至480?。 2)、切换四通阀。流程:炉-1/2出口?四通阀?甩油线?容-8/1?泵-9/1、2?冷-8两组?307#线 3)、切换四通阀后，炉-1/2出口以30?/小时的速度降温至400?时熄灭炉火。 4)、炉-1/2辐射出口温度350?时，停止对流向塔-2进料， 75 改至容-8/1副线经泵-9/1、2?冷-8两组?307#线。 5)、炉-1/2辐射出口温度350?时，关辐射出口集合管至炉-1/2辐射，待蒸汽压力大于辐射管压力后，辐射给汽扫线，流程如下: 炉-1/2辐射出口集合管给汽?炉-1/2辐射?四通阀?甩油线? 容-8/1副线?泵-9/1?冷-8两组?307#线。 6)、过热蒸汽出口温度低于220?时改放空。 7)、炉-1/2辐射出口温度300?时，注水改排空;停四通阀汽封。 8)、炉-1/2辐射出口温度250?时，停止对流进料，由对流入口分支给汽扫线至307#线。 3、老塔的处理 4、 压缩机:富气量低于4800m3/h时，停K-201/1。 四、装置全面停工 1、停工准备 1)、通知钳工、电工、仪表、计量、循环水外线班，装置停工。 2)、联系总调及重油泵房、中间罐区，做好原料、蜡油、柴油、汽油、瓦斯、酸性气、含硫污水、凝缩油等停输和扫线准备。 3)、通知施工单位，停止一切与装置停工无关的施工。 4)、通知环安处及环保车间，做好污水的接受和处理准备。 2、装置停工 76 1)、塔-1/1正常预热。 2)、扫通塔-1/1上部进料线，泵-9正常拿油出装置。同时减小炉-1/2、3对流、辐射扫线蒸汽量。 3)、炉-1/1辐射出口以30?/小时的速度降温至480?。 4)、切换四通阀。流程:炉-1/1出口?四通阀?塔-1/1上部进料线?塔-1/1?容-8/1?泵-9?冷-8两组?307#线。 5)、切换四通阀后，炉-1/1出口以30?/小时的速度降温至400?时熄灭炉火，注水量逐步降量至400公斤/小时(分支)。 6)、炉-1/1出口460?时，汽油、柴油停出装置，全部改打回流，冲洗塔盘。炉出口440?时，停蜡油下回流，加大蜡油上回流量，蜡油集油箱无液面，蜡油泵抽空时，停蜡油泵，联系中间泵房蜡油线准备扫线。蜡油线扫线时，先从蜡油抽出口、上下回流、焦炭塔急冷油处给汽，向装置外扫线，待大量油扫出后，再停上下回流给汽点，扫向分馏塔。汽油、柴油泵抽空时停泵。 7)、炉-1/1出口360?时，停容-1进料，联系重油泵房准备扫原料线。装置内从容-1抽出口给汽扫线，扫至分馏塔。 3、注意事项 1)、停工扫线前改通至低瓦系统至放空塔-3流程。注意分馏塔蹩压。 2)、为加快装置退油，待容-1、塔-2无液面后再改往复泵向外拿油。辐射泵停运后加快容-5/1退油速度。 3)、给汽扫线前，关闭所有冷却器上下游阀，打开低点排凝 77 阀。 4)、所有进出装置计量表要在计量班人员在场情况下吹扫，否则走副线。 5)、详细记录停工过程，特别是对外联系、重要停工步骤、扫线记录。 6)、按流程循序扫线，先副线再设备，确保扫净。注意节能。 7)高度重视环保，不准乱排乱放。 4、老塔处理:塔-1/2按正常吹汽、冷焦。 四、吸收稳定、脱硫停工 1、富气量低于3000m3/h后停压缩机。 2、凝缩油回收 1)、K-201、K-201/1压缩机一、二段分液罐凝缩油排至D-204、207后送分馏容-2/1，用汽油泵送出装置。 2)、D-301凝缩油压至D-307后送分馏容-2/1，用汽油泵送出装置。 3)、C-201、D-202、C-202凝缩油通过不合格汽油线送至催化装置。 3、胺液回收: 借塔-301压力将脱硫剂循环再生。如塔-301压力不够可用高瓦。待胺液采样合格后，停止循环。分别存入容-304和容-305，联系工贸回收，退出装置。 4、不合格汽油线联系催化装置后，给水顶线。 5、撤压:关闭系统高瓦至塔-201、301阀门，打开塔-201、202、 78 301、302容-202、容-203、容-302、容-303至低瓦阀门(或安全阀副线)，向低瓦泄压。 6、装置全面扫线 7、注意事项 1)、酸性气线不能用蒸汽扫至系统酸性气线。 2)、注意塔、容器的设计压力，不能蹩坏设备。 3)、剧毒装置，化验分析合格才能排放。 4)、最后扫通所有低点排空点，排尽设备和管线存水。 5)、蒸汽吹扫过程中，设备内冷凝水要及时排净。 6)、加强自身保护，加强环境保护。 7)、分馏、吸收稳定脱硫系统安全线全部扫线至放空塔-3。 五、放空系统 1、D-16油、水退至D-45。 2、C-3及D-45油、水经307#线送出装置。 3、设备和管线(包括D-51、52至泵-45的顶油线)最后扫线至C-3。C-3要煮塔。 4、装置吹扫瓦斯系统蒸汽全部改进塔-3，放空系统冷-4、冷-5不停，经容-16分液后，气体进低瓦系统。 六、加热炉烧焦 七、扫线、煮塔 检查合格后停汽、停水。联系建安公司加盲板。 装置内高、低压瓦斯线、凝缩油线、酸性气线、307#线检查合 79 格后停汽，撤压排空。联系建安公司加盲板。 八、冷焦水系统 1、退尽沉淀池、清水池、高位水箱存水; 放尽D-51、52存水。 九、其它 1、及时联系电工，不运转的设备停电。 2、建安拆开塔、容器人孔。 3、正式交验收后，交施工单位施工。 ?紧急停工 紧急停工方法: ?切断原料; ?加热炉紧急熄火，并向炉膛吹汽; ?停止炉进料，加大注水量; ?联系调度，车间值班人员，消防部门; ?立即切断事故设备; ?放空系统给上冷却水，控制冷后温度; ?根据具体情况决定是否开辐射进料放空阀; ?压缩机紧急停车; ?其它按正常停工处理。 80 案例一 加热炉无注水保护 开工异常炉管结焦 2004年11月荆门分公司100万吨/年延迟焦化装置扩能改造开工过程中发生的一起事故。焦化装置两台老加热炉F-1/1、2在改造时，辐射进料方式由“上进下出”改为“下进中出”的进料方式后，加热炉1~10#根炉管未设计注水点，只是从炉40~11#根开始注水。在装置开工过程中由于辐射进料泵抽空，在停炉过程中发生F-1/1、2严重结焦的事故。 事故原因: 1、 辐射泵发生抽空时，加热炉降温不及时;未及时熄 灭炉火; 2、 F-1/1、2改造后，炉1~10#炉管无注水保护，造成结 焦严重。从割开炉管情况来看，前10根炉管相对于 其他炉管结焦要严重; 3、 对辐射泵抽空后的紧急预案落实不到位。 经验教训: 1、F-1/1、2增设炉1~10#注水点，改为多点注水; 2、 加强对事故应急预的演练。 案例二 冷焦水窜入蜡油 除焦拆卸底盖引发大火 中石化某分公司新建延迟焦化装置开工已正常。在除第一塔 焦炭时，当除焦工拆开老塔底盖后，突然有大量蜡油流出，飞溅 到塔底高温管线上，引发大火，烧毁大量重要设备，装置被迫紧 急停工。新建装置开工延期。损失巨大。 81 事故原因: 1、 操作工换塔后，忘记将老塔急冷油阀切换到新 塔，大量急冷油(蜡油)进入冷焦塔中; 2、 主操监盘不力，未发现异常情况。对生产塔顶温 度高的原因一直查不出来，贻误时机; 3、 操作工责任心不强，技术素质不高，误操作造成 事故。 经验教训: 1、 对员工培训要加强，尤其对新建装置的员工培训更 要落实; 2、 对开工过程中的每一个环节都要仔细检查，认真落 实好; 3、 对仪表所反映出来的异常情况要认真查实，不要总 认为是仪表假象; 4、 我在考虑一个问题:如果当时新塔、老塔同时改进 的话，在新塔顶温度上可能就发现不了异常，那又 该怎么办呢, 案例三 加热炉熄火时间长 迅速升温致冲塔 某石化总厂延迟焦化车间，装置开工改底部进料后，燃料油罐油位不够，造成燃料油泵抽空，导致加热炉(烧燃料油)熄火，辐射出口温度降至350~380?，长达40分钟。加热炉点火后出口温度骤升至530?，焦炭塔发生大冲塔，塔顶压力高达0.8MPa，导致分馏塔 82 也发生冲塔，汽油、柴油、蜡油线带有渣油。装置被迫紧急停工。 事故原因: 1、 收燃料油不及时，造成油泵抽空; 2、 加热炉熄火温度下降太多，注水没及时改出辐射; 3、 辐射量指示小，实际量大; 4、 提温提量过程中，温升太快，造成冲塔。 经验教训: 发现焦炭塔冲塔，要及时向放空塔(接触冷却塔)撤压。要注意放空冷后温度，防止重油带入瓦斯系统。 案例四 液面指示不正确、中段回流量不够、补充吸收剂量过大 汽油带入柴油中 中石化某分公司延迟焦化装置吸收稳定系统，正常生产期间，经常出现一些奇怪的现象:柴油再吸收塔液面突然升高，伴随着分馏塔压力也开始上升，这里即使将再吸收柴油入塔控制阀关死，再吸收塔液面也难以恢复正常。同时，粗汽油泵时常不上量，被迫经常将部分粗汽油改不合格线出装置。这种现象频繁发生。 原因: 1、 吸收塔液面指示不准，实际液面偏高;中段回流量不够、 补充吸收剂量过大; 2、 吸收塔液面淹没了富气进料口，造成雾沫夹带，粗汽油被 携带到再吸收塔，引起再吸收塔液面升高; 3、 粗汽油混入柴油中，作为富吸收柴油返回分馏塔，又做成 83 分馏塔压力上升; 4、 这种雾沫夹带又造成粗汽油物性发生变化，影响了汽油泵 的上量。 案例五 蜡油流程未改通 分馏蹩压跑瓦斯 中石化某分公司延迟焦化装置开工改底部进料后，在调整操作的 过程中，分馏塔、焦炭塔相继发和蹩压，分馏塔安全阀跳开。 造成大量瓦斯从放空塔顶一个未关上的排空阀处逸出，发生了跑 瓦斯的事故。 原因: 1、 分馏塔蜡油线未及时改出装置，蜡油出不去; 2、 蜡油在分馏塔内溢流，形成液封，造成分馏塔气、液两相 无法正常传质、传热，引起分馏塔操作紊乱，造成分馏塔 蹩压跳安全阀; 3、 放空塔流程检查不细，排空阀未关。 案例六 扫线不停泵 污油窜入蒸汽中 中石化某分公司延迟焦化车间在装置正常生产过程中发现蒸汽系统中窜入黑油，经车间上下全力查找发现是放空系统蒸汽窜油所致。 事故原因: 1、 放空塔回流线因为管线不通，操作工给汽扫线; 2、 放空塔回流泵在扫线时，正在运行之中; 3、 回流泵出口压力高于蒸汽压力(1.0MPa)压力,造成污油窜入蒸 84 汽当中; 4、 操作工对可能发生的窜油事故没有预见到，最终酿成了长时间 蒸汽窜油事故的发生。 经验教训及对策: 1、 在工艺管道上扫线时，一定要注意窜油事故; 2、 工艺管线上的扫线头，一定要采用三阀组形式，以便于检查扫 线阀门能否关严; 3、 类似问题经常发生，一定要在操作中认真杜绝同类事故。 对策: 发生窜油后，立即联系罐区，向外扫线，把蒸汽中油扫走;寻找合适的低点排油。 案例七 焦炭塔急冷油注入方式不合理，焦炭塔油气线结焦严重，被迫工 原因:1、急冷油的注入位置不合适，也会使急冷油没有注到的部位产生局部结焦。如图,4 85 2、大油气管线温度超过油品临界分解温度;因此为了避免大油气管线结焦，焦炭塔顶的操作温度应该低于该油品的临界分解温度并且介质流速不能太低; 3、 炉出口温度越高，焦化反应越剧烈，深度越深，泡沫层的高度越低。 反之，泡沫层的高度就越高，易雾沫夹带，使泡沫状焦粉带入油气管线 而引起结焦; 4、 吹汽量的影响; 5、原料性质差，装置超负荷生产。 改进措施: 1、将急冷油注入油气刚出焦炭塔的根部，而且急冷油管线也增大到DN40，有的采用斜插式注入，有的采用内置环行喷雾管注入，均可有效的防止了油气线结焦。改用三通或四通连接，上面用法兰盲死，一旦油气线产生少量的结焦，可以通过打开法兰盖将焦粉清除掉，这样就能大大提高装置运行的稳定性，延长了操作周期。如图7，8所示: 86 2、适当控制处理量; 3、选择适宜的急冷油。用作急冷油的急冷效果是中段油>柴油>蜡油; 4、严格控制加热炉出口温度。当老塔切换到新塔时，如果加热炉出口温度低，由于焦炭塔内热量不足，最后5,6小时进入焦炭塔内的渣油得不到足够的热量，反应深度不够，易形成软焦或泡沫层。使焦炭塔内泡沫层增高易把泡沫带到油气管线内。因此在考虑节能的同时更应考虑加热炉合理的出口温度，确保焦炭塔内有足够的热量，保证焦化反应顺利进行。 5、根据中子料位计检测泡沫层的位置，当泡沫层离塔顶切线8~10米时，或者换塔前4~6小时，应及时向塔内注入消泡剂，经验总结是消泡剂自塔顶注入比塔底注入的消泡效果明显，塔顶注入应采用特殊的喷头使消泡剂分布均匀并能注入到泡沫层的中心。注入消泡剂可明显降低泡沫层高度，减少油气中的焦粉夹带，从而减少油出口管线的结焦。 事故 案例八 压缩机试运拆法兰，瓦斯泄漏大 2004年11月10日当时生产上的基本情况是:F-1/1、2双套开工刚刚 正常，F-1/3 当天凌晨2:00已分炉停工，准备处理焦炭塔C-1/5挥发线及 呼吸阀等前述问题。当时焦化吸收稳定系统老压缩机K-201/1、2正在运行 之中，瓦斯压力1.0Mpa左右。新压缩机K-201出口管线与之相连。 新上离心式压缩机K-201出口气动联锁球阀HC3602(风关阀)西法兰， 87 因9日试运压缩机时在此处排空气，此处法兰已拆开，未把上。2004年11 月10日9:40分左右，可能是因为K-201出口气动联锁球阀HC3602的风 管脱落或断开，就造成K-201出口气动联锁球阀HC3602突然开启，造成大 量瓦斯从已拆开的法兰处喷涌而出，装置面临了一场灭顶之灾。 K-201现场流程如下: 图-5 压缩机K-201工艺流程图: 8 7 A-1 6 9 吸收稳定 4 1 3 5 泄漏点 入口放 火炬 L-206 压缩机入口 2 入口放 火炬 1、 压缩机入口气动联锁球阀HC3600(风开阀) 2、压缩机入口放火炬气动联锁球阀HC3601(风关阀) 3、压缩机入口放火炬气动联锁球阀PC3450(风关阀) 4、压缩机出口气动联锁球阀HC3602(风关阀) 5、压缩机出口防喘振阀FV3600(风开阀) 6、压缩机出口打回流阀HC3424(风开阀) 7、压缩机中间分液罐D-206 8、压缩机中间冷却器L-205 9、离心式压缩机K-201 A、紧急处置措施: 将两台老压缩机K-201/1、2紧急停运、加热炉F-1/1、2熄灭炉火，车间及消防大队职工佩戴空气呼吸器，冒着瓦斯随时可能着火爆炸的危险，上去手动关闭了压缩机出口气动联锁球阀HC3602，从而阻止了瓦斯的进一步大量泄漏。 88 B、问题分析: 我认为“11.10”瓦斯泄漏事故应该是可以避免的。首先，压缩机K-201试运时，没有必要一定要拆除HC3602处法兰来排空气，完全可以选择在压缩机防喘振阀FV3600处拆法兰排空气，进行压缩机试运;其次，吸收稳定系统老压缩机在运行状态时，对拆开K-201出口阀HC3602处法兰后，可能会发生的事故缺乏清醒的认识。同时也反映出在装置本次改造开工过程中，对于重点设备、要害部位的开工试运工作，在组织、协调上没有统一的指挥和全盘的领导，在管理上存在漏洞，也有着不可推卸的责任。 案例九 高温部位材质用错，大火一场损失大 1997年9月14日凌晨2:40，焦化车间工艺二班一操作工在巡检时发现加热炉辐射进料集合管处有小火苗喷出，该操作工返回操作室报告后，拿起灭火器正准备去灭火时，突然辐射集合管处发生爆裂，380~390?的高温循环油以 2.0Mpa左右的压力喷出,自燃着火。事故中烧坏停在附近的一台桥式抓斗、部分仪表、管线等，装置被迫紧急停工。 这起事故的直接原因就是一段φ159×8的管线材质用错，本该用Cr5Mo材质而错用20#普通碳钢材质，在辐射集合管处高温、高压条下，碳钢管材高温硫腐蚀减薄直至发生爆裂。发生爆裂的管线位于辐射集合管至炉-1/1进料线上的一段“盲肠”上。具体流程见图-1所示。 CN 炉-1/1 辐射入口 炉-1/2 (P-G109-φ159×8) (P-G109-φ219×10) (P-G111-φ159×8) 放空(RV-G101-φ159×5) 放空(RV-G101-φ159×5) 89 扫线头 扫线头 漏点 图-1 焦化辐射集合管工艺流程图 模块一 思考题 1、 渣油热反应的特点是什么, 2、 系统压力对生产的影响是什么, 3、 焦化加热炉油品在辐射室流向“上进下出”与“下进中出”流 程各自的特点是什么, 4、 新建加热炉烘炉分为哪几个阶段, 5、 分馏过程的必备条件有哪些, 6、 荆门分公司延迟焦化装置曾发生过换塔后，焦炭塔进料线、给 水线、甩油线全部结焦堵死的事故。请你考虑一下出现这种事 故的原因和处理措施, 模块二 思考题 1、 装置如何紧急停工, 90 2、 装置水联运的目的有哪些, 3、 编制一个烘炉曲线, 4、 新建装置的验收工作内容有哪些, 91