洛阳李和杰焦化炉长周期.doc

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1、 提高焦化炉处理能力及延长开工周期技术中国石化集团洛阳石化工程公司设备研究所序 目前，我国有延迟焦化装置24套，总加工能力20Mt/a以上，据专家予测，今后10年内，延迟焦化装置的加工能力还要增加30%左右。我国焦化加热炉辐射室炉管表面平均热强度最高为33.6kw/ m2 ，最低为20.83kw/ m2；中国石油化工集团公司炼油厂管式加热炉设计技术规定中焦化加热炉辐射室炉管表面平均热强度推荐值为：32.5kw/ m238.3kw/ m2。焦化加热炉冷油流速最高为1.39m/s，最低为1.06m/s；中国石油化工集团公司炼油厂管式加热炉设计技术规定中规定为1.3m/s1.9m/s；技术发达国家焦

2、化加热炉冷油流速规定大于2.1m/s2.2m/s。焦炭塔生焦高度为15 m20 m，空塔高度达15 m，焦炭塔的设备利用率仅为50%60%；而国外焦炭塔的设备利用率为86%。分馏塔均在40%50%的设计负荷下操作。从延迟焦化装置的三大主要设备的现状可知：我国延迟焦化装置的“扩能”潜力较大，通过技术改造，扩大装置的生产能力将是我国增加延迟焦化装置加工能力的重点之一。 焦化炉是延迟焦化装置的核心设备，其能耗占整个装置能耗的75，其处理能力的大小和正常开工周期的长短直接决定着延迟焦化装置的处理能力和正常开工周期。延长焦化炉的开工周期，提高焦化炉的处理能力对于延长延迟焦化装置开工周期和提高延迟焦化装置

3、的处理能力有着重要意义。 由于延迟焦化装置的原料油的比重大、粘度高、临界反应温度低、在加热过程中，焦化炉辐射炉管结焦是不可避免的。焦化炉辐射炉管结焦速率的大小直接决定着延迟焦化装置的开工周期。为使延迟焦化装置有一个合理的开工周期， 在工艺上采取的措施是：(1)在分馏塔底部设置回流泵，在焦化炉辐射进料加一部分蜡油，降低原料油的粘度，提高原料油临界温度。(2)辐射炉管注软化水，提高原料油的流速；缩短原料油在辐射室的停留时间。在焦化炉热负荷和炉管规格一定的条件下，蜡油循环比越大，焦化炉的处理能力越小；科学试验表明：蜡油循环比每增加0.1，焦化装置的液体产品收率就降低1.7%。蜡油循环比的高低对焦化炉

4、的处理能力和延迟焦化装置的液体产品收率有着直接影响。由于水的汽化潜热大，辐射炉管注水量占原料油处理量的百分比每增加1，延迟焦化装置单位处理量的能耗就要增加42MJ/t，同时焦化汽油的辛烷值和稳定性随着辐射炉管注水量的增加而下降。焦化炉辐射炉管注水对延迟焦化装置的能耗和产品质量有着直接的影响。辐射进料中添加蜡油和辐射炉管注水对延迟焦化装置生产有着一定的副作用。开发新的减缓焦化炉辐射炉管结焦速率技术，在保证焦化炉有一个较长的开工周期的基础上，降低辐射进料中的蜡油循环比和辐射炉管注水量，对于提高焦化炉以及整个延迟焦化装置的技术水平有着重要的意义。为此，我们报请中国石油化工集团公司批准开设了提高焦化炉

5、处理能力及延长开工周期技术研究课题，其目的是：开发出一套具有我国特点的“减缓焦化炉辐射炉管结焦速率，延迟焦化炉开工周期的技术”；为我国焦化炉进行技术改造提供技术支撑。 1996年正式开题立项，于1998年完成全部研究试验工作。2000年3月通过集团公司组织的专家鉴定。现已成功地应用于石家庄炼油厂和上海炼油厂延迟焦化炉技术改造。一 渣油热转化过程及转化反应机理 焦化原料油是以碳、氢为主要元素的大分子烃类（饱和烃、芳烃、胶质、沥青质）的混合物。在热转化过程中，有二种主要化学反应：一种是大分子转化成小分子的吸热反应，称作裂化；另一种是小分子转化成大分子的放热反应，称作缩合；总称为热转化。而分子大小不

6、变，只变其内部结构的异构化反应和分子量成倍增加的叠合反应，在没有催化剂参加的热转化中是很少发生的。因此，热转化过程的反应机理，主要是由自由基反应机理来解释断裂的化学现象，和由中间相成焦机理来阐明缩合的化学现象。（一） 自由基反应机理 烃类分子内的原子本是借助原子间引力的化学键结合起来的。随着原子结合形式的不同，这种引力的强弱亦有所不同；这就形成大小不等的键能。其中键能小的化学键接受一定的热能后即进行断裂，随后又重新组合成键能较大的化学键；从而产生键能变化，形成吸热或放热反应和新的化合物。 自由基机理认为：烃类在热反应时，一些易反应分子首先在键能较弱的化学键上断裂成自由基。其中较小的自由基如H、

7、CH3、C2H5等能在短时间内存在；因而可与别的分子碰撞，又生成新的自由基。较大的自由基比较活泼而不稳定，只能瞬时存在，并很快再断裂成烯烃和小的自由基。这样就形成一种连锁反应。反应后的生成物在离开反应系统终止反应时，自由基与自由基又互相结合成烷烃。故断裂的最终结果为生成较反应原料分子要小的烯烃和烷烃；其中也包括气体烯烃。这个过程用自由基化学方程式表明如下： 1、大分子断裂成自由基 C16H34 CH3C15H31 2、小自由基与大分子碰撞 CH3C16H34 CH4C16H33 3、大自由基不稳定，递出小自由基 C15H31 C15H30H C16H33 C16H32H 4、大自由基很快再断裂

8、 C15H31 C7H14C3H C8H17 C4H8C4H9 C4H9 C6H6CH3 C4H9 C2H4C2H5 5、反应终止时，自由基相互结合 HH H2 CH3H CH4 C2H5CH3 C3H8 C3H7C2H5 C5H12 所以，按自由基反应机理，正构烷烃是最容易断裂成各种小分子烷烃和烯烃的。断裂表现在CH键处时，就生成烯烃和氢气。异构烷烃的断裂与正构烷烃基本相同。带侧链的环烷烃则首先在侧链上发生断裂；其次是环烷环的断裂，生成环烯或二烯烃，但需要更高的温度。带侧链的芳烃，烷基链也发生和烷烃相类似的断裂；但芳环非常坚固，不能断裂。它能形成如H，CH3一样比较稳定的芳香环自由基。侧链部

9、分断裂成小分子烃的同时，芳香环自由基相互结合成为缩合反应，形成更为稳定的多环芳烃。所以，含有芳烃的渣油在热转化时，裂化和缩合两种反应是同时发生的。由于缩合反应所需的温度比裂化反应所需温度高，在母体温度较低时，渣油的热转化以裂化反应为主，随着母体温度升高，逐渐转化为以缩合反应为主。（二）中间相成焦机理 中间相成焦机理又称二次生焦机理，是描述热转化反应液相反应物的缩合过程。在渣油热转化过程中，裂化和缩合两种反应随是同时发生的，但裂化反应的活化能较低，在温度较低时，裂化反应的反应速度大于缩合反应的反应速度，渣油热转化生成物也主要是裂化反应产物；随着温度的升高和裂化反应深度的增加，缩合反应的反应速度逐

10、渐加大，当温度升高渣油临界温度的下限时,沥青质中的稠环化合物的分子在热力作用下,靠分子极性产图4-2-1生的吸引力相互吸引而平移得以接近,达到稳定的层堆叠合,形成更大的分子.当这种大分子中的碳原子数达到100个,分子量达到1500左右时,便在渣油中形成一种与母体有明显界面的液晶；它既有各向异性的固体特征，又有能流动、悬浮时呈球状的液体特性，被称作中间相小球体。最初，中间相小球体的球径只有百分之几微米，靠吸收母液中的稠环芳烃分子长大，当长大到表面张力不能维持有最小表面积时，开始相互融并和有序的排列，形成中间相体（称作第二相）。随着渣油温度的升高和缩合反应深度的增加，中间相体内部的粘度也随之增大，

11、当中间相体内部粘度达到不受外力的影响时，中间相体的形状就固定了，成为初级缩合产物（称作碳质沥青质）。在各种溶剂中研究碳质沥青质缩合成焦炭的动力学表明：只有碳质沥青质从溶剂中分离出来后才能发生进一步缩合反应形成焦炭。碳质沥青质能否从溶剂中分离出来，取决于它在溶剂中的浓度和溶剂对碳质沥青质的溶解能力。由于溶剂的物性不同，对碳质沥青质的溶解能力不同，所以碳质沥青质从各种溶剂中分离出来要达到的浓度也就不同，每种溶剂都存在一个碳质沥青质从溶剂中分离出来的最低浓度（称作最低浓度极限），小于此浓度，碳质沥青质就不会从溶剂中分离出来。当碳质沥青质在溶剂中的浓度大于最低浓度极限时，碳质沥青质就会从溶剂中分离出来

12、，发生进一步缩合反应，形成焦炭。总的热转化反应历程可归纳为如 图42-2所示. 裂化 产物 断侧链 断裂 脱氢 断 断 缩合 小球体 小球体 小球体 饱和烃 侧 侧 沥青质 出生 长大 融并 链 链 断侧链 脱 脱 缩合 氢 氢 芳烃 断裂 胶质 石油焦 碳质沥 中间 缩合 青质 相体 图4-2-2 渣油热转化反应历程示意图 中间相成焦机理认为：渣油热转化过程中的生焦现象是一个复杂的相变过程, 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.沥青质是渣油热转化时体系中生焦的根源,沥青质缩合为碳质沥青质经历了一个中间相小球体的出生

13、和长大，相遇和融并，增粘和老化，取向和固化的变化历程；反应速度受反应本身所控制,随着温度的升高,反应速度加快,反应产物也随温度升高而增加.碳质沥青质发生碳化反应生成石油焦的反应受碳质沥青质从母体中分离出来的过程所控制.渣油的温度和升温速率对碳质沥青质缩合成石油焦反应速度无影响. 根据自由基反应机理和中间相成焦机理可知：渣油热转化反应是一种复杂的裂化反应和缩合反应相平行的顺序反应，整个热转化过程可分为三个阶段：当渣油被加热到开始反应到温度升高渣油临界温度的下限时，裂化反应速度大于缩合反应速度，反应产物基本上为裂化产物； 裂化反应在渣油热转化反应中占主要地位，缩合反应在渣油热转化反应中占次要地位。

14、此阶段可定义为渣油热转化反应的第一或裂化反应阶段。由中间相小球体的出现到碳质沥青质的形成，缩合反应速度大于裂化反应速度，反应产物基本上都为缩合反应产物。 裂化反应在渣油热转化反应中由主要地位转变为次要地位,缩合反应在渣油热转化反应中由次要地位转变为主要地位. 此阶段可定义为渣油热转化反应的第二或缩合反应阶段。碳质沥青质发生碳化反应生成石油焦为渣油由液相到固相热转化反应的最终阶段。在延迟焦化工艺中，渣油热转化反应的第一和第二热转化反应阶段是在焦化炉辐射室内完成的，热转化反应的最终阶段在焦炭塔内完成的。三 渣油在辐射室三个加热阶段 渣油以200左右时进入焦化炉对流室，加热到340左右后由对流室进入

15、分馏塔，与焦炭塔来的焦化油气在分馏塔内换热；一方面把渣油中的轻质油蒸出，同时又加热了渣油。渣油与循环油一起由分馏塔底部被送入焦化炉辐射室（此时渣油的温度约在370左右），加热到495505时迅速由辐射室进入焦炭塔。由于裂化产物的迅速气化并逸出母体，使得渣油中的碳质沥青质的浓度迅速达到最低浓度下限，发生进一步缩合反应，形成焦炭。焦炭聚结在焦炭塔内。裂化产物气化形成的油气由焦炭塔顶部出口送入分馏塔，经分馏得到焦化瓦斯、焦化汽油、焦化柴油和蜡油。根据自由基反应机理和中间相成焦机理以及多年研究实践，认为 渣油由370左右的温度进入焦化炉辐射室到被加热到500出辐射室，经历了三个加热升温阶段裂化加热阶段

16、、缩合加热阶段、过热加热阶段。在加热升温过程中完成了相变化过程中的初级阶段和中级阶段；相变化过程中的高级阶段碳质沥青质生成石油焦的碳化反应是在焦炭塔内完成的。（一）裂化加热阶段 根据自由基反应机理和中间相成焦机理可知:渣油以370左右的温度进入辐射室后，随着温度升高，渣油中的非沥青质烃类首先发生裂化反应，大分子烃裂化成小分子烃，长键断裂成短键，产生气体,汽油和中间馏分。在非沥青质烃类发生裂化反应的同时，也伴随有芳烃的缩合反应，但反应速度很慢，形成的缩合产物很少。随着温度的升高和裂化反应深度的增加，缩合反应速度迅猛增加，当渣油温度升高到临界反应区温度下限时，缩合反应速度大于裂化反应速度，缩合反应

17、在渣油热转化反应中由次要地位转变主要地位，裂化反应则由主要地位转变为次要地位。所以，在渣油温度由370升高到临界反应区温度下限这一加热阶段中，裂化反应在渣油热转化反应中占主要地位，缩合反应占次要地位；这一加热升温阶段称作裂化加热阶段。（二）缩合加热阶段 渣油温度由临界反应温度下限升高到临界反应区温度上限，在这一加热阶段中，缩合反应速度大于裂化反应速度，渣油热转化反应主要是芳烃、胶质和沥青质的缩合反应，反应生成物基本上都为缩合产物。在渣油的临界反应区内，缩合反应在渣油热转化反应中占主要地位，裂化反应占次要地位，这一加热阶段称作缩合加热阶段。（三）过热加热阶段 当渣油温度升高到生产工艺规定的温度时

18、，迅速离开辐射室进入焦炭塔。由于裂化产物迅速气化并逸出母体，初级缩合反应产物发生进一步缩合反应生成焦炭。为了保证裂化产物的气化速度和初级缩合反应产物的碳化反应速度和反应深度，生产工艺要求焦炭塔内的温度控制在渣油临界反应温度范围的上限。由于裂化产物迅速气化形成油气并离开焦炭塔（裂化产物气化形成油气要吸收大量的热量，油气离开焦炭塔又带走一部分热量）及焦炭塔外壁散热，会使焦炭塔内的温度迅速降低。为了保证焦炭塔内温度维持在工艺规定的温度，渣油出辐射室带入焦炭塔的热量除了满足初级缩合反应产物碳化反应用热外，还有一部分热量用来弥补油气离开焦炭塔和塔壁散热造成的热量损失。把渣油温度由临界反应温度上限加热升高

19、工艺规定的出口温度这一加热阶段称作过热加热阶段。四 渣油在辐射室三个加热阶段对传热的要求 根据提出的渣油在辐射室三个加热阶段的划分，分析研究三个加热阶段对热量的不同需求，从而得出三个加热阶段在辐射室对传热的要求。（一）裂化加热阶段对传热的要求 在裂化加热阶段，渣油的热转化反应主要是非沥青质烃类的裂化反应，大分子裂化成小分子，长链断裂成短链，形成裂化产物。由于裂化产物能够部分溶解沥青质，使得渣油的粘度降低，对沥青质的溶解能力提高。所以在裂化加热阶段，渣油的粘度随着温度升高而降低，渣油的流动性随着温度升高而变好。同时由于渣油的温度较低，芳烃缩合反应速度较低，胶质和沥青质在渣油中的浓度基本上没有发生

20、变化。由此在裂化加热阶段炉管不具备结焦的条件。在裂化加热阶段，炉管外烟气传热速率的大小对于渣油升温速率和完成裂化反应时间长短有着直接的影响，提高炉管外烟气传热速率，可以缩短完成该阶段的加热升温和反应所需的时间，为缩短渣油在焦化炉辐射室停留时间创造条件。此外；由于裂化反应是一种吸热反应，炉管外烟气通过炉管壁传给渣油的热量，一部分用于渣油温度升高，一部分用于裂化反应吸热；所以在渣油温升速率相同条件下，裂化反应阶段对热量的需求量比缩合反应段（临界反应段）和过热段对热量的需求量要大，要使渣油有一个较高的升温速率，就必须使渣油和烟气有一个较高的传热温差。由此可知：在裂化加热阶段对传热的要求是；大温差，高

21、速率。根据这一传热要求，应该把裂化加热段设置在焦化炉辐射室内的高温区。（二）缩合加热段对传热的要求 在缩合加热段内，芳烃缩合成胶质，胶质缩合成沥青质，沥青质缩合成碳质沥青质，随着温度升高，反应深度的增加，渣油的粘度逐渐增大，流动性逐渐变差。同时，沥青质缩合为碳质沥青质经历了一个中间相小球体的出生和长大，相遇和融并，增粘和老化，取向和固化的变化历程；在中间相小球体没有定形固化前对炉管壁附着性极强，在流动中极容易附着在炉管壁上发生进一步反应生成焦炭。再加上渣油在此阶段气化率较低（大约为10），流速低，故此，该阶段是焦化炉辐射炉管结焦速率最大的区域。影响辐射炉管结焦速率的主要因素是辐射炉管的表面热强

22、度，传热速率越大，辐射炉管的表面热强度越高，炉管结焦速率也就越大。降低辐射炉管表面热强度和传热速率，可减缓辐射炉管结焦速率。 沥青质缩合成碳质沥青质的量和碳质沥青质的结构直接决定着焦炭的产量和质量；碳质沥青质的生成量和结构取决于中间相小球体的生成量，球径和取向性；在渣油物性相同的条件下，中间相小球体的生成量，球径和取向性又取决于母体的升温速率。母体的升温速率快，中间相小球体的生成量多，颗粒小，取向性差；颗粒大，取向性好的中间相小球体是在缓和升温条件下生成的。缩合加热段的升温速率定着焦炭的产量和质量；在渣油物性相同的条件下，缩合加热段缓和升温，焦炭的碳纤维长，质量高，产量低；缩合加热段升温快，焦

23、炭的碳纤维短，质量差，产量高。其原因是：缩合加热段的升温速率不同，中间相小球体的出生、长大、融并的条件就不同，堆叠成的中间相体的结构和外形就不同。渣油升温速率高，缩合反应速度快，在极短的时间内生成大量的小球体，这些小球体来不及长大 、融并、有序排列、形成中间相体就定形固化了，因此碳质沥青质的转化率高，颗粒小。渣油升温速率低，缩合反应速度慢，小球体有足够的时间长大、融并和有序排列，碳质沥青质为长纤维结构，其转化率也小。图4-4-1是大庆减压渣油在不同升温速率下的中间相小球体转化率曲线图；图4-4-2是 大庆减压渣油在不同升温速率下中间相的显微结构图。图4-4-3是 大庆减压渣油在不同升温速率下生

24、成的焦炭的显微结构图。图4-4-1 410 410 410 每小时升高50 每小时升高30 每小时升高10图4-4-2不同升温速度下中间相的显微结构图 490 495 50 0 每小时升高50 每小时升高30 每小时升高10图4-4-3不同升温速度下生成的焦炭的显微结构图 由图4-4-1，4-4-2，4-4-3可知：缩合加热段的升温速率对碳质沥青质转化率和焦炭的质量有着较大影响。缩合加热段实行缓慢升温，既能降低焦炭产量，又能提高焦炭的质量。 通过上所述研究可知：缩合加热段缓慢升温，既可降低焦炭产量，提高焦炭的质量；又可减缓辐射室炉管结焦速率。所以，缩合加热段对传热的要求是：低温差、低传热速率。

25、（三）过加热段对传热的要求 由于碳质沥青质发生碳化反应生成石油焦的反应受碳质沥青质从母体中分离出来的过程所控制. 碳质沥青质能否从母液中分离出来与其在母液中的浓度和流动状态有关；与母液的升温速率和温度无关。所以,在过热加热阶段,渣油的升温速率的高低对碳质沥青质是否能够发生进一步缩合反应生成石油焦无影响。由于循环蜡油的加入，使得碳质沥青质在母液中的浓度小于最低浓度极限，再加上渣油在过热段的气化率已达40左右，油品流速较高；所以碳质沥青质在过热段不具备发生进一步缩合反应生成焦炭的条件。但是，由于渣油温度的升高,会使一部分裂化产物在过热段会发生二次裂化，导致液体产品收率下降、焦化瓦斯产量上升。为了减

26、少二次裂化产物生成量，获得较高的液体产品收率，必须在较短的时间内把渣油加热升温到工艺规定的温度。基于上述原因，过加热段对传热的要求是：大温差、高传热速率。由于渣油在过热段的温度最高，要实现大温差、高传热速率的要求， 通过上所述对渣油在辐射室3个加热阶段对传热要求的研究可知：裂化加热阶段和过热加热阶段段对传热的要求是:大温差、高传热速率；缩合加热阶段对传热的要求是:小温差、低传热速率，简称为“二高一低”。根据渣油在焦化炉辐射室三个加热阶段“二高一低”的传热要求，科学地组织辐射室传热，不但可以减缓辐射炉管结焦速率，延长开工周期；而且对于降低焦炭产量，提高焦炭质量也是十分有益的。四 燃烧系统与焦化炉

27、技术水平的关系 本节通过对中国石化集团内的3个炼油厂焦化炉的标定数据的分析研究并结合对国外的研究成果进行消化吸收，对焦化炉燃烧系统与焦化炉技术水平的关系进行了探讨，得出了一些较符合真实生产情况的定性结论。（一） 三个炼油厂焦化炉标定测试结果 表4-1-1 3个炼油厂焦化炉概况 厂号 项目名称123辐射室炉管规格102101200012710120001021012000辐射炉管有效面积 m2294366306对流室炉管规格102812000102101200102101200对流室炉管面积（m2）632585.5412过热蒸汽炉管规格102812000102812000102812000过热蒸

28、汽炉管面积m273.573.573.5注水段炉管规格606120006061200060612000注水段炉管面积（m2）320,3247242燃烧器数量（台）82424供风方式强制供风强制供风强制供风燃料名称管网瓦斯管网瓦斯管网瓦斯 表4-1-2 3个炼油厂焦化炉的主要操作数据 厂号项目名称123渣油入对流段温度185220207渣油入对流段流量t/h414442渣油出对流段温度350340307渣油入辐射段温度380380371渣油入辐射段流量 t/h51.146861.5渣油出辐射段温度497496496蜡油循环比0.2470.5450.464辐射炉管注水量 t/h1.441.921.7

29、8全炉热负荷kw10906.513259.511615辐射室热负荷kw676291508130.3对流室热负荷kw4144.54109.53484.7全炉有效传热面积m21319.812721036.8全炉炉管表面热强度KW/m28.26410.411.2火焰高度 （m）543排烟温度 178186197 图4-1-1 1号焦化炉辐射室纵向温度分布曲线图； 图4-1-2 1号焦化炉辐射室横向温度分布曲线图； 图4-1-3 2号焦化炉辐射室纵向温度分布曲线图； 图4-1-4 2号焦化炉辐射室横向温度分布曲线图； 图4-1-5 3号焦化炉辐射室纵向温度分布曲线图、 图4-1-6 3号炼油厂焦化炉辐

30、射室横向温度分布曲线图；（二）、燃烧器数量和火焰高度与辐射室横向温度分布的关系 表4-2-1 3个焦化炉燃烧器台数和辐射室横向最大温差 厂号项目名称123燃烧器台数82424火焰高度 m543辐射室中部最大温差1407265辐射室上部最大温差875134 由3个炼油厂焦化炉辐射室横向温度分布图和表4-2-1可知：当焦化炉的炉型结构和燃烧器的安装方式确定后，辐射室横向温度分布主要取决于燃烧器数量和火焰高度；燃烧器数量越少、火焰越高，辐射室最大横向温差就越大。增加燃烧器的数量、降低火焰高度，可以有效的改善辐射室横向温度分布，降低横向温差。1号炼油厂焦化炉辐射室最大横向温差大约是2号炼油厂焦化炉辐射

31、室最大横向温差的2倍，这是由于使用的燃烧器数量不同造成的。2号炼油厂焦化炉和3号炼油厂焦化炉使用燃烧器数量相同，但2号炼油厂焦化炉辐射室横向温差大于3号炼油厂焦化炉辐射室横向温差，这是因为2号炼油厂焦化炉和3号炼油厂焦化炉燃烧器的火焰高度不同造成的。燃料通过燃烧将化学能转化成高温烟气的内能，高温烟气通过辐射和对流二种传热方式把内能传给炉管的过程称着传热；高温烟气的内能转换成动能，使高温烟气高速喷入辐射室，产生射流作用，在喷口处一定的范围内形成一定的负压，拉动辐射室顶部烟气向辐射室底部回流，在辐射室形成烟气回流和机械扰动的过程称作能量转换和做功。燃料在燃烧器内部的燃尽率越高，火焰就越低，烟气出燃

32、烧器的喷速越高，烟气喷速的提高，在辐射室引起的烟气徊流速度和机械扰动强度就越高；使辐射室上部和下部，高温区和低温区的烟气相互混合，从而辐射室烟气温度分布趋向均匀化，降低了温度分布不均匀系数。在燃烧器的台数，热负荷相同的条件下，通过强化燃烧，降低火焰高度，可以有效地改善辐射室温度分布，降低辐射炉管受热不均匀系数。 通过上述研究可知：在炉型结构和燃烧器的安装方式一定时，焦化炉辐射室横向温度分布主要取决于燃烧器数量和火焰高度，辐射室横向温差随着燃烧器台数的增加、火焰高度的降低而减小；在燃烧器台数相同时，通过强化燃烧，降低火焰高度，可以进一步改善辐射室温度分布，降低辐射室横向温差和降低辐射炉管受热不均

33、匀系数。为了减缓辐射炉管结焦，生产工艺要求焦化炉辐射室横向最大温差t30。要满足这一生产工艺要求，在辐射炉管长度为12m时，燃烧器台数应不少于是24台，火焰高度低于3m。（三）、燃烧器数量和火焰高度与辐射室纵向温度分布的关系表4-3-1 3个焦化炉燃烧器台数和辐射室纵向最大温差 厂号项目123辐射室底部温度 820855885辐射室顶部温度 786760745辐射室平均温度 840.9846849.4辐射室纵向最大温差 100185200辐射室纵向温度分布不均匀系数1.1181.2181.235燃烧器台数 台82424火焰高度 m543 由表4-3-1和3个厂焦化炉辐射室纵向温度分布曲线图可以

34、得知：火焰高度对辐射室纵向温度有着直接的影响，而火焰高度主要取决于燃烧器的热负荷，在焦化炉的热负荷一时，燃烧器的热负荷取决于燃烧器的数量，总之，燃烧器的数量和火焰高度决定着辐射室纵向温度分布。辐射室高温区占整个辐射室的比例随着火焰高度的增加而加大，低温区和次高温区各自占整个辐射室的比例随着火焰高度的增加而减小；辐射室高温区和次高温区的温度随着火焰高度的增加而降低；低温区的温度随着火焰高度的增加而升高；辐射室纵向温度分布不均匀系数随着火焰高度的增加而减小。立管加热炉可以通过采用大负荷，高火焰燃烧器达到降低炉管受热不均匀数，提高炉管平均表面热强度和热负荷的目的。卧管加热炉可以通过控制火焰高度使辐射

35、室的温度梯度符合传热需要。（四）、火焰高度与辐射室传热量的关系 由表4-3-1和3个厂焦化炉辐射室纵向温度分布图可以得知：烟气出辐射室的温度随着火焰高度的降低而降低，说明了辐射室的传热量随着火焰高度的降低而增加。3个油厂焦化炉辐射室传热量和火焰高度见表4-4-1。 表4-4-1 3个油厂焦化炉辐射室传热量和火焰高度 厂号项目名称123火焰高度 m543全炉热负荷 kw10906.513259.511615辐射室热负荷 kw676291508430.3辐射室热负荷占总负荷的百分数62%69%72% 由表4-4-1可知：1号焦化炉的火焰高度5米，辐射室热负荷占全炉热负荷的62，对流室热负荷占全炉热

36、负荷的38；2号焦化炉的火焰高度4米，辐射室热负荷占全炉热负荷的69，对流室热负荷占全炉热负荷的31；3号焦化炉的火焰高度3米，辐射室热负荷占全炉热负荷的72，对流室热负荷占全炉热负荷的28。 1989年，美国的 R .D .Roed 等人在8400 kw的圆筒加热炉上进行的传热实验结果表明：在加热炉的炉型结构，传热面积，燃烧器负荷（1050 kw）不变的条件下，燃烧火焰高度为3.7 m时，辐射室的传热量占燃料发热量的61%，火焰高度为4.9 m时，辐射室的传热量占燃料发热量的58%，火焰高度为6.5m时，辐射室的传热量占燃料发热量的51%。 由此可知：燃烧器的火焰高度对管式加热炉辐射室的传热

37、量有着直接的影响，在炉型结构，传热面积，燃烧器的数量和负荷等不变的条件下，管式加热炉辐射室的传热量随着火焰高度的降低而增加，随着火焰高度的升高而减少。强化燃料燃烧，降低火焰高度可以有效地增加管式加热炉辐射室的传热量。 焦化炉辐射室传热量提高，对流室传热量必定下降。所以，火焰高度对于焦化炉辐射室与对流室热负荷分配也有着直接影响。由于辐射室炉管表面平均热强度约是对流室炉管表面平均热强度的2倍，辐射室与对流室热负荷分配比例的变化必然对焦化炉的基建投资产生影响。表4-4-2是3个炼油厂焦化炉火焰高度和全炉炉管有效面积对照表。 表4-4-2 3个焦化炉的火焰高度和全炉炉管有效面积 厂名项目名称123火焰

38、高度 m543全炉热负荷 kw10906.513259.511615全炉有效传热面积m21319.812721036.8全炉炉管表面热强度KW/m28.26410.411.2 由表4-4-2可知：1号焦化炉的火焰高度5米，全炉炉管表面均热强度为8.264 KW/m2，全炉热负荷为10906.5Kw，全炉有效传热面积为1319.8m2。2号焦化炉的火焰高度4米，全炉炉管表面均热强度为10.4 KW/m2，全炉热负荷为13259.5Kw，全炉有效传热面积为1272m2。3号焦化炉的火焰高度3米，全炉炉管表面均热强度为11.2KW/m2，全炉热负荷为11615Kw，全炉有效传热面积为1036.8m2

39、。这说明降低火焰高度可以提高辐射室传热量和全炉炉管表面平均热强度，降低焦化炉的基建投资。 由表4-3-1和3个炼油厂焦化炉辐射室纵向温度分布曲线图也可以看出：随着火焰高度的降低，辐射室纵向温度分布不均匀系数增大。如果火焰高度过低，辐射室纵向温差过大，会导致高温区炉炉管表面温度过高而引起弯曲变形和表面高温氧化爆皮，使得高温区炉管的使用寿命大大缩短。长岭炼油厂焦化炉原使用的燃烧器为预混式无焰燃烧器；在采用自然供风时，火焰高度在2.5米至3米之间，高温区炉管从未发生过弯曲变形和炉管表面高温氧化爆皮问题。采用空气预热后，火焰高度降低到了2.米以下，高温区炉管和管板变形和高温氧化严重，使用寿命不足设计使

40、用寿命的一半。1995年更换为ERI100型燃烧器，火焰高度由2米提高到3米，烟气出辐射室的温度提高了15。自1995年到如今，高温区炉管和管板不曾发生过弯曲变形和高温氧化问题。所以，焦化炉的火焰高度并非是越短越好。 （五）燃烧器与炉管中心距对辐射室传热量和炉管受热不均匀系数的影响 中心距7英尺 中心距4.9英尺 中心距3.5英尺10.80.60.40.2 0 图4-5-1 表面热强度沿辐射炉管纵向分布图 中心距7英尺 中心距4.9英尺 中心距3.5英尺 1.51.3 1.2 1.21.11 0.2 0.4 0.6 1 0.2 0.4 0.6 1 0.2 0.4 0.6 图4-5-2 辐射室纵向温度分布不均匀系数随火焰高度变化图 66 6858 中心距7英尺 中心距4.9英尺 中心距3.5英尺 0.2 0.4 0.6 0.2 0.4 0.6 0.2 0.4 0.6 图4-5-3 辐射室传热量随火焰高度变化图（0.2 0.4 0.6为火焰与辐射室比值） 图4-5-1 4- 5-2 4-5-3是美国PetroChem Development Co的 R. Nogay 等人对燃烧器与炉管的中心距对辐射室