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1、劣质渣油延迟焦化成套技术与工业应用研 究 报 告中国石油大学(华东)二OO八 年 四 月一、 研 究 背 景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，确保生焦反应（吸热）所需要的热量，减少装置的焦炭产率，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，炉
2、管结焦是导致操作后期炉管管外壁温度上升损坏的根本原因。炉管结焦速率与操作结构及物性都有关系：焦化炉炉管结焦速率等于结焦前体物生成速率与脱落速率之差，影响炉管结焦速率的因素可以分为两类：一类为影响结焦前体物生成速率的因素如原料性质、油膜温度(Film Temperature)等；另一类为影响结焦前体物脱落速率的因素如边界层厚度、管内流动主体结焦前体物浓度等。因此只有降低结焦前体物的生成速率，提高结焦前体物的脱落速率才能减少炉管结焦。减少炉管结焦与降低焦炭产率目标是相互矛盾的：较低的炉出口温度与炉管表面热强度，会降低介质与油膜的峰值温度（Peak Temperature），对减少炉管结焦有利，但同
3、时减少了生焦反应焦化炉给热量，进而导致焦炭塔内生焦反应不完全，焦炭中低挥发分增多，严重影响液体产物收率。为了解决降低炉管结焦与减少焦炭产率之间的矛盾，受SEI委托中国石油大学重质油国家重点实验室承担了“劣质渣油延迟焦化成套技术与工业应用”的科技开发项目，本项目是在原炉管结焦机理研究（1999年中石化总公司科技进步二等奖）和焦化原料结焦倾向判断（2006年中石化总公司科技进步二等奖）基础研究基础上从事的工业应用项目，技术核心涉及一些新的概念与实验研究，本报告将加以总结。二、 理论基础图-1 炉管结焦关联式对特例焦化炉结焦厚度的预测（8000小时，初开工、中期及结束状态）2.1 炉管结焦机理 炉管
4、结焦是导致操作后期炉管管外壁温度上升损坏的根本原因，直接影响装置操作周期。详细细节参见第1章第1节“焦化炉炉管结焦机理及挂焦速率关联”， ，炉管结焦速率与装置操作、加热炉结构及原料物性都有关系，焦化炉炉管结焦速率等于结焦前体物生成速率与脱落速率之差：炉管结焦速率焦炭生成速率焦炭脱落速率 （1）由特定动态实验得到结焦速率关联常数后，对特例焦化炉典型工况下结焦厚度沿炉管的变化进行理论推算，结果参见图1。该项内容获得了中石化1999年度科技进步二等奖。2.2 油品“最大可裂化度” 概念 实验结果表明，在裂解深度较低时，实验中检测不到结焦前体物的生成，结焦前体物产率为零；但当裂解深度增加到结焦前体物出
5、现后，结焦母体产率随裂解深度增加而急速增加，裂解深度与结焦母体产率曲线明显存在一个加速拐点的现象；造成这种现象的原因可能是：重油的裂化反应为自由基反应历程，反应开始裂解深度较低时，反应过程产生的自由基被重油胶质所“笼蔽”，阻碍了自由基之间的进一步叠合，这时自由基如同漂浮在空中的云里水汽，并不能相互凝结成雨滴；一旦裂解深度增加，进而导致自由基浓度增加后，重油胶质的“笼蔽”效应被破坏，自由基之间的叠合就无障碍，结焦母体产率随裂解深度增加激增。详细细节参见第1章第2节 “重油热转化反应规律的研究”，定义导致“笼蔽”效应被破坏的最小裂解深度为介质的“最大可裂化度”。2.3 管内介质“正常延迟状态” 概
6、念焦化炉老的设计规范源于1965年埃索研究工程公司制定的设计准则（五），工艺上只对炉管表面热强度和冷油流速进行校核，设计时要求炉管表面热强度在3238kW/m2之间；冷油流速的范围为12001800kg/m2s。尽管利用这种方法完成了多套焦化炉的常规设计与操作，但这种方法由于没有体现炉管结焦速率与结构、操作及物性之间的相互关系；直接将结焦速率与操作、结构与物性条件相关联的关联式过于复杂且难以获得关联式中的常数，使其工程应用受到限制。详细细节参见第1章第3节 “强调焦化炉管内结焦的工艺校核方法”，我们提出用：最高油膜温度； 管内两相流流型；焦化炉炉出口裂解深度。三参数，作为判断焦化炉管内介质流动
7、及反应过程是否处于“正常延迟状态”的依据，尤其要将关键炉管管内两相流流型控制为喷雾流、炉出口实际裂解转化深度控制在介质的最大可裂化度之内，以确保焦化炉管不发生严重结焦。2.4 生焦反应焦化炉给热概念及提高生焦反应给热量的方法图-2反应温度对重油热转化产品的影响 重油在焦炭塔内的生焦反应是一个裂解（吸热）与缩合（放热）反应同时进行的综合过程，总体表现为吸热，反应所需要的热量全部来自于焦化炉，焦化炉给热量越大，反应越彻底，装置焦炭产率越低。图2是反应时间为1小时，不同反应温度下特例重油热转化反应主要产品收率的实验数据，表明将焦炭塔内泡沫层温度控制在460上下是必要的。加热炉内燃料燃烧放出的热量与管
8、内介质吸热量之间的关系可用下式表示： (2)式中： QF 燃料燃烧放出的热量，kWQ1 燃料及空气带进的显热，kWQ2 烟气带走的热量，kWQL 炉体散热损失，kWQ 管内介质的吸热量，kW介质吸收的热量，一部分用于升温和汽化，另一部分用于焦化炉管内的热裂解反应： (3)式中： QT 介质升温所需要的热量，kWQE 介质汽化所需要的热量，kWQR 介质反应所需要的热量，kW图-3 不同装置焦炭产率系数及生焦反应给热比过去炉管内介质反应所需要的热量往往被忽略。实际上,尽管介质在管内停留时间不长，热转化深度不高，但反应所需要的热量在总吸热量中占有相当的分量。生焦反应焦化炉给热量详细计算方法参见第1
9、章第4节，不同装置生焦反应给热与装置焦炭产率系数（装置焦炭产率与原料康式残炭之比）参见图3，实际生产数据表明提高生焦反应焦化炉给热量是必要的。图-4缩合与裂解反应速率之比与反应温度之间的关系不同重油缩合与裂解反应速率之比与反应温度的对应关系参见图4，由于缩合反应活化能比裂解大，当反应温度增加后，缩合反应速率激增，因而仅靠提高炉出口温度而提高生焦反应给热量不仅会使最高油膜温度增加，也加深了焦化原料的二次反应，进而导致装置干气产率上升液收下降。详细内容参见第1章第5节：基于“生焦反应给热”及“正常延迟状态”概念，在出口温度不变时延长停留时间，可以提高炉出口重油热转化深度及焦化炉生焦反应给热量。三、
10、焦化炉管内外过程模拟软件生焦反应给热及炉出口裂解深度不能直接检测，如何通过炉出口温度及注汽量得到生焦反应给热及控制炉管结焦的关键工艺参数，必须通过焦化炉管内外过程模拟才能得到；焦化炉管内外工艺过程极为复杂管外包括燃料燃烧、高温烟气湍流流动及辐射传热，管内包括重油热转化反应及结焦、两相流流动等过程，得到生焦反应给热及炉出口裂解深度等关键工艺参数必须借助专门的计算工具。3.1关键工艺参数简明计算过程实验表明，大多数重油当温度超过430即会发生剧烈的裂解与缩合反应，焦化炉出口温度一般在500，因而重油在管内发生裂解与缩合反应是不可避免的。定义炉出口裂解气及轻油产率为操作裂化度，显然，操作裂化度是介质
11、在管内每个截面反应的累计结果,可以用下式表达： （4）式中， Xo 炉出口重油的操作裂化度Xi 每个小微元段介质的热转化率炉管内各个截面的温度、压力、组成都不相同，计算停留时间时需要将炉管分段，假定每段内油品的流速不变。介质在管内的停留时间为各微元段停留时间i之和： （5）式中 ，Li 为第I段炉管的长度,m；Ui 为第I段炉管内的流速,m/s； 可用下式计算： （6）式中， H2Okgs 管内注汽量，kg/s； Wkgs 管内介质流量，kg/s；H2O 注水的汽相密度,kg/m3 eW 管内介质的平衡气化率 ,m%；L 管内介质的液相密度 ,kg/m3；V 管内介质的汽相密度 , kg/m3
12、。微元段重油的eW、L、V均与微元段的温度T、压力P及组成Zi有关： （7）任意截面组成Zi与入口处Z0i之间的关系可用下式表示： (8)式中Xi为I组分的热转化率，与重油的反应过程有关，由必须开发相应的产物分布模型来确定。3.2 焦化炉管内外过程模拟软件简介图-5 修正后的加热炉管式反应模型 重油热裂解产物分布模型详细内容参见第2章第1节，结合国外大陆油公司发表的管式反应模型与国内实际情况，中国石油大学重质油加工国家重点实验室开发的模型参见图6；详细细节参见第2章第2节 ，实验考察主要结果参见表1；详细细节参见第2章第3节，利用特定装置对不同产地重油进行模拟实验，得到的12集总重油热裂解产物
13、分布模型模型常数数据参见表2。表1热烈解产物分布模型模拟值与动态实验结果之间的对比项 目实 验 1实 验 2实 验 3实验值模拟值实验值模拟值实验值模拟值裂解气样重(g)12.3/9.6/5.3/裂解油样重(g)7272.5/6446.6/3113.4/产气率(m%,下同)0.16880.1780.14890.1300.16990.112总热转化率4.28 2.862.73802.0832.0001.808出口210馏分收率0.1600.250.2650.1830.1250.158出口210-330馏分收率2.380.8280.4820.6030.1190.518出口330-510馏分收率14
14、.3413.9814.5913.6114.3313.47表-2 11种原料混合后关联结果项目活化能与气体常数之比E/R相关系数RF检验实验值R95%R99%R实验F值99%F总裂解28517.150.940.150.211144.836.80缩合34744.090.65121.46瓦斯气23295.500.90697.67汽油35134.750.68141.54柴油26734.610.951484.55蜡油26949.060.941139.5521035134.750.68141.5424026704.470.92910.5427026960.920.941256.1430027591.710
15、.93997.3133027813.830.92834.1936027867.580.89610.3139027906.460.88548.6642028459.770.87511.5845028113.070.84380.5848026448.320.78245.8951024746.570.72178.49为了考察不同管外传热模型对关键工艺参数的影响，详细细节参见第2章第4节，扩充了原开发的模拟软件管外部分，包括了罗伯伊万斯、别洛康半经验半理论传热模型及Monte Carlo方法三个模块，考察了不同管外传热模型对管内停留时间、炉出口热转化率和油膜温度等工艺参数的影响，提出了对操作工况关键工
16、艺参数的极限变化区间进行判断的思路。基于以校核管内停留时间、炉出口热转化率和油膜温度三参数影响炉管结焦速率为核心的计算方法，用Visual Basic编辑了一个复杂的计算软件，出口热转化率模拟结果通过了动态实验考核，炉膛温度、入口压力等模拟结果同现场标定及操作统计进行了对比，并在中华人民共和国国家版权局进行了计算机软件著作权登记（软件名称：焦化炉管内外过程模拟软件V1.0，著作权人：石油大学（华东），中国石油化工股份有限公司，登记号为2004SR00414）。四、青岛焦化原料加工性能评价高轻收、长周期及低能耗是延迟焦化装置优化操作的目标，100万吨年规模的延迟焦化装置轻收高1个百分点，意味着比
17、较经济效益高出1000万元年以上；操作周期高出1天，比较经济效益在4258万元；能耗下降1kg标油/t原料，年经济效益大约在100150万元。装置轻收、运行周期及能耗与原料性质有关，焦化炉出口温度、注气量、循环比需要根据焦化原料性质确定。目前评价焦化原料特性的指标主要有：密度和比重指数；粘度：残炭：碳含量、氢含量和氢碳原子比：硫含量、氮含量和氧含量；金属含量；族组成。难以直接定量确定新装置未知原料焦化炉出口温度、注气量。鉴于渣油组成复杂，目前尚不能定量预测延迟焦化产品分布和质量与原料特性之间的对应关系，中国石油大学重质油国家重点实验室开发了专门用于评价：焦化原料结焦倾向； 焦化原料裂解难易程度
18、； 焦化原料延迟焦化产品分布。的实验装置、评价方法并建立了数据库。4.1专用实验设备开发与完善焦化原料结焦倾向、裂解难易程度与产品分布评价都需要在反应条件下进行。重油热转化实验主要困难有两点，一是重油超过 350以后即会发生热解和缩合反应，而焦化炉管内结焦部位介质温度在430以上， 实验过程中反应油样在加热段和冷却段的反应对整个反应结果的“贡献”不能忽略，特别是温度在450以上，反应剧烈时更是如此；二是重油的热裂解是一个吸热反应，缩合是一个放热反应，不同反应温度和反应深度时的热效应不同，难以将反应温度控制在期望值附近。根据重油热转化反应的特点，我们开发了升降温速率快、控温平稳、清洗方便的静态重
19、油热转化实验仪器。4.2 结焦因子概念图6重油生成石油焦的反应机理图-7 不同油样不同条件下修正结焦因子提供炉出口温度与注汽量，必须搞清原料的结焦倾向。过去对重油结焦倾向的评价主要基于渣油四组成、20密度、粘度、残炭值、分子量、硫含量、氮含量、H/C原子比以及渣油的特征参数KH等综合物性参数的分析。重油成焦机理参见图6，参照重油的成焦机理我们提出在相同反应条件下，在实验室内快速得到不同油样结焦前体物生成量的变化，并将反应过程进行同一化处理消除反应历程对结焦前体物生成量的影响，将同一条件下得到的结焦前体物生成量定义为结焦因子，利用结焦因子作为评价原料结焦倾向的方法，与传统方法相比这种新方法一方面
20、理论上最为直接，另一方面考虑了胶质、金属含量等对结焦倾向的贡献，不同油样不同条件下结焦因子，参见图-9，该项内容获得了中石化2006年度科技进步二等奖。4.3青岛焦化原料结焦倾向评价 由炉管结焦机理，原料的结焦倾向直接影响管焦的生成速率：同样操作条件下，结焦因子越大代表原料越易在炉管上结焦。为了确保青岛大炼油焦化装置开工成功并使操作达到最优化，详细细节参见第3章第3节 “青岛焦化原料结焦倾向评价”，我们对不同现场油样进行了同条件实验，按照数理统计基本原理对实验点进行了重复性分析，剔除了实验中的奇异点；按照反应动力学的基本原理，我们修正了不同反应历程的细微差别，将不同油样归一到同一历程，青岛现场
21、焦化原料结焦因子在在役焦化原料中的位置参见图8，实验结果表明青岛焦化原料结焦倾向高过一般装置原料，但低于辽河与塔河现场原料。图-8 青岛油样在数据库中的位置图9 焦化炉边界层结焦机理示意4.4 青岛焦化原料最大可裂化度评价 根据炉管结焦机理，焦化炉炉管结焦速率等于结焦前体物生成速率与脱落速率之差，焦化炉炉管边界层结焦示意参见图9，确保在边界底层形成的结焦前体物不要沉积，必须确保流动主体介质笼蔽效应的存在，即流动主体介质的反应深度不能过深。详细细节参见第3章第4节 “青岛焦化原料焦化炉管管内最大可裂化度评价”，典型焦化炉炉管内介质停留时间、升温过程及反应深度参见图1012，介质裂解深度对结焦前体
22、物生成量的影响参见图13，判断炉出口温度与管内停留时间是否会导致介质反应过深的实验研究难点在于很难将油样快速升温并快速冷却到反应温度。特定实验装置将青岛大炼油油样与在役对比焦化原料快速升温到反应温度并快速冷却到安全温度的过程参见图14，急速升温与冷却后油样结焦前体物生成量的变化实验结果参见图15，实验结果表明，青岛大炼油油样进焦化不会导致快速结焦。图-10 典型焦化炉停留时间随炉管根数的变化图-11 典型焦化炉反应温度随炉管根数的变化图-12 单面焦化炉裂解深度随炉管根数的变化图13 不同产地焦化原料结焦前体物随裂解深度的变化图-14 青岛与对比油样1同实验反应温度随时间的变化 图-15 对比
23、与研究油样结焦前体物随反应温度的变化4.5 青岛焦化原料裂解难易程度评价 分子内不同化学键的键能是不同的，因而不同原料裂解所需要的能量是不同的。焦化原料的组成极为复杂，很难从理论上算出完成裂解任务不同原料需要的热量差异，详细细节参见第3章第4节 “青岛焦化原料热裂解性能评价”，为了给新装置和未知油样确定炉出口温度，本项研究开发两个针对性实验：1. 定温实验：对来自不同产地、相同质量的重油，给定加热功率，确保实验过程中散热损失相同，考察不同重油从同一温度起点升高至相同的温度所需的时间，用时间的长短表征不同重油的热裂解难易程度；2. 定热实验：对来自不同产地、相同质量的重油，初始温度相同给定加热功
24、率以及加热时间，确保实验过程中散热损失相同，考察不同重油反应终温的高低，用终温的高低表征不同重油的热裂解难易程度。图-16 不同产地重油定温热裂解耗时图-17 不同产地重油定热反应终温不同油样定温及定热实验结果参见图16，17 表明实验结果不同油样达到同样反应温度所需要的热量是不同的，青岛焦化原料相对裂解难易程度实验结果参见图18，在所有油样中，达到500耗时最长。图-18 青岛油样定温裂解难易程度评价4.6 青岛焦化原料同条件产品分布目前一般根据原料的康式残炭来预测焦化反应后的产品分布：焦炭1.6 X 原料油残炭值 （9a）气体(C4)/%=7.8+0.144X原料油残炭值 （9b）汽油/%
25、=11.29+0.343X原料油残炭值 （9c）柴油蜡油/=100焦炭气体汽油 （9d）由于焦炭塔生焦反应过程极为复杂，残炭实验条件与生焦反应条件相差太大，原料与残炭值之间有无简单的线性对应关系尚不能从理论上得到验证，基于此我们在本项目中安排了定温同条件焦化实验研究，气体、液体及残油收率实验结果参见图1921，实验结果表明，本次所采油样，焦炭产率不高。图-19 青岛油样定温实验瓦斯气收率图-20 青岛油样定温实验馏分油收率图-21 青岛油样定温实验残渣油收率五、青岛焦化炉操作条件剖析5.1 在役焦化炉操作状况剖析 图22 典型在役辐射焦化炉出口裂解深度模拟值详细细节参见第4章第1节 “典型装置
26、焦化炉操作状况剖析”，为了检验过程模拟软件的可靠性，我们利用12套辐射进料馏程分布、11个不同热转化反应库，以3个双面辐射、6个单面辐射焦化炉的典型操作数据为基础，对不同介质对流出口温度、烟气在辐射室及对流出口温度、介质在管内的压降进行了分析对比，典型在役焦化炉典型操作工况出口裂解深度模拟结果参见图22。单面焦化炉关键工艺参数变化范围为：焦化炉能耗16.8530.05kgEo/减渣，生焦反应焦化炉给热237406kJ/kg，生焦反应总给热占介质总吸热比例50.4871.84，炉内反应总吸热占介质总吸热10.2624.51，炉膛温度615831，介质管内裂化转化率3.5411.076，循环油管内
27、停留时间44.3193.34s，430以上停留时间16.0639.15s，反应行程长度271418m，最大表观流速34.1452.30m/s，炉出口汽化分率31.8934.50，最高油膜温度495507，最高管外壁温度497512，压降0.77931.723Mpa，辐射炉管表面热强度8.831.1 kW/m2。双面焦化炉关键工艺参数变化范围为：焦化炉能耗16.6327.78kgEo/减渣，生焦反应焦化炉给热280436kJ/kg，生焦反应总给热占介质总吸热比例60.7377.32，炉内反应总吸热占介质总吸热9.0814.28，炉膛温度646727，介质管内裂化转化率3.545.93，循环油管内
28、停留时间35.9276.1s，430以上停留时间17.7447.82s，反应行程长度258433m，最大表观流速20.437.5m/s，炉出口汽化分率22.830.9，最高油膜温度500511，最高管外壁温度504522，压降0.2130.9827Mpa，辐射炉管表面热强度11.239.0 kW/m2。5.2 青岛焦化炉操作状况剖析青岛大炼油延迟焦化装置处理能力为250万吨/年，采用2炉4塔结构，焦化炉采用8管程，焦化炉辐射室结构数据参见表-3，设计工况，辐射操作操作条件参见表-4，焦化炉流程简图参见图-23，为了确保开工成功，结合原料性质利用焦化炉管内外过程模拟软件对焦化炉管内外进行了过程模
29、拟，以确保管内介质处于“正常延迟”状态。 图23 青岛大炼油焦化炉流程简图表-3 青岛大炼油辐射室结构数据项目单位数值备注底部高mm6740目前为辐射室高度斜顶高mm0目前为0底部宽mm3550侧壁到中间反射墙距离上部宽mm3550侧壁到中反射墙水平间距炉长mm24370火嘴个数/排个16单排火嘴个数火盆距管间距mm1000以火盆中心算起火盆长mm686火盆宽mm457辐射炉管总根数/路根24每路辐射炉管根数炉管长/根mm22995直管长管内径mm107管外径mm127管心距mm215炉管有效长/根mm22995管底间距mm690中心距底中间墙高mm4151反射墙表-4 辐射室操作条件项目单位
30、设计值备注减渣处理量t/h148.5 单炉总，以每年8400小时计t/d3564单炉总万吨/年124.74单炉总辐射进料量t/h208.5循环比0.40 0-1燃料用量Nm3/h单炉kg/h4400分子量：26.72入装置温度160换后温度299对流入口温度320对流室辐射入口温度380390辐射出口分支温度500辐射出口总温度498辐射进料压力Mpa无表压辐射出口压力Mpa0.45注汽总量kg/h程375单管程注水总量一次注汽量kg/h程100最大值250最小值80二次注汽量kg/h程150最大值350最小值100三次注汽量kg/h程125最大值160最小值80一次注汽位置对流室二次注汽位置
31、辐射室入口三次注汽位置19注汽温度420注汽压力Mpa2.8表压注水汽化分率%1000-100空气入炉温度200换后温度炉膛温度741烟气出对流室温度340排烟温度141氧含量 %2-4环境温度20详细细节参见第4章第2节 “不同操作条件对青岛焦化炉的预测”，项目中我们在火嘴、传热面积、火盆边缘距管间距、炉出口温度等方面对青岛焦化炉结构及操作条件进行了简要对比。青岛大炼油设计焦化原料为沙轻深拔渣油、沙重深拔渣油及不同配比沙轻沙重混合渣油并掺炼污泥，由于未开工不能采集现场油样，为了确保操作成功，我们采用课题组原收集的12种原料作为模拟辐射进料，考察了不同原料对流转辐射温度在380390时，在青岛
32、大炼油焦化炉设计结构、操作条件及燃料组成条件下关键参数的变化；为了确保操作成功，选出了最劣质原料在给定辐射结构中进行过程模拟，考察了不同炉出口温度与注气量对操作的影响：炉出口温度分别为491、493、500（设计值）、503时：循环油管内停留时间为70.671.84s，炉出口温度为设计值时循环油管内停留时间为70.95s；430以上停留时间为44.447.64s，炉出口温度为设计值时430以上停留时间为47.12；管内裂化转化率为8.8614.203%，炉出口温度为设计值时管内裂化转化率为12.658%；最大表观流速为21.90525.842m/s，炉出口温度为设计值时最大表观流速为24.62
33、7s；出口汽化分率为22.24827.091%，炉出口温度为设计值时出口汽化分率为25.63；炉膛温度为714752，炉出口温度为设计值时炉膛温度为742.5；平均热强度为30.337.4kW/m2，炉出口温度为设计值时平均热强度为35.6 kW/m2；生焦反应焦化炉给热为360475 kJ/kg，炉出口温度为设计值时生焦反应焦化炉给热为447 kJ/kg；反应行程长度为365390m，炉出口温度为设计值时反应行程长度为385m；燃料消耗为21.3527.06kgEo/T渣油，炉出口温度为设计值时燃料消耗为25.48 kgEo/T渣油；介质总吸热为66988257 kW，炉出口温度为设计值时介
34、质总吸热为7833kW；生焦反应总给热/介质总吸热为7378%，炉出口温度为设计值时生焦反应总给热/介质总吸热为77%；炉内反应总吸热/介质总吸热为2531，炉出口温度为设计值时炉内反应总吸热/介质总吸热为30%。 在设计出口温度条件下，当每路注汽量分别为最大量（600+160）kg/h、一般量（250+125）kg/h、最小量（180+80）kg/h时对关键参数的影响：循环油管内停留时间分别为48s、71s、80s；430以上停留时间分别为31s、47s、54s；管内裂化转化率分别为8.8%、12.7%、14.1%；最大表观流速分别为31.5m/s、24.6m/s、22.4m/s；炉膛温度分
35、别为732、742、753；平均热强度分别为36 kW/m2、39 kW/m2、41kW/m2；辐射室压降分别为0.869 Mpa、0.627Mpa、0.562 Mpa；生焦反应焦化炉给热分别为372kJ/kg、419 kJ/kg、438 kJ/kg；反应行程长度分别为375m、385m、390m；燃料消耗分别为23.6 kgEo/T渣油、25.5 kgEo/T渣油、27.1kgEo/T渣油；介质总吸热分别为7139kW、7834kW、8071 kW；生焦反应总给热分别为5376 kW、6056 kW、6321kW；生焦反应总给热/介质总吸热分别为75%、77%、78%；炉内反应总吸热/介质总
36、吸热分别为23.3%、29.8%、32%。设计工况430以上停留时间、管内裂解深度及生焦反应给热与在役焦化炉的对比情况参见图2426：图-24 青岛大炼油设计工况430以上停留时间最大值与在役炉的对比 图-25 青岛大炼油设计工况管内裂解深度最大值与在役炉的对比图-26 青岛大炼油设计工况生焦反应给热最大值与在役炉的对比六、总 结 本项目在原结焦机理与焦化原料结焦倾向快速评价等基础研究的基础上，从理论上修正了直接预测结焦速率与炉型结构、操作条件及油品性质之间对应关系的做法，通过提出管内介质“正常延迟状态”、“生焦反应给热”、“生焦反应给热品质”、“油品最大裂化度”等新概念，在研究过程中对不同在
37、役焦化炉进行了操作剖析并建立了数据库，使前期科研成果更易用于生产实际。为了确定、优化设计新装置与未知原料的炉出口温度、注气量，需要对原料的结焦倾向与裂解难易程度进行评价，课题组依据石油焦成焦及炉管结焦机理，提出用同反应条件下得到的结焦因子代替沥青质用于判断原料在炉管内的生焦倾向；开发了快速升温与降温实验在不到1分钟内将待研究与对比油样升温到500左右并冷却到安全温度，模拟炉管内介质的反应情况，基于结焦因子和最大可裂化度结合过程模拟结果用于考察炉出口温度与注气量设计的安全性。由于分子内不同化学键的键能不同，因而不同原料裂解所需要的能量不同，焦化原料的组成极为复杂，很难从理论上算出完成裂解任务不同
38、原料需要的热量差异，课题组对来自不同产地相同质量的重油，给定加热功率，确保实验过程中散热损失相同，考察了不同重油从同一温度起点升高至相同的温度所需的时间，用时间的长短表征不同重油的热裂解难易程度；为了确保实验可靠性，课题组还 对来自不同产地相同质量的重油，在初始温度相同的前提下，给定加热功率以及加热时间，确保实验过程中散热损失相同，开发了定热实验考察不同重油反应终温的高低，用终温的高低表征不同重油的热裂解难易程度。基于定温和定热实验结果结合过程模拟对出口温度与注气量进行优化设计，尽可能的提高生焦反应给热与给热品质。 项目是SEI科技部支持下完成的，衷心感谢SEI领导多年来的经费支持，使科研组人心未散；项目立项后，得到了SEI加热炉室及工艺室几代设计专家 和同行的鼎力帮助，在此致以诚挚的感谢！
