延迟焦化讲义Word文档格式.docx
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焦化占蒸馏％
焦化占世界焦化能力％
美国
132
838.74
128.70
15.34
52.70
中国*
56
232.48
14.63
6.29
5.99
印度
17
112.73
9.33
8.28
3.82
墨西哥
6
84.20
8.53
10.13
3.49
委内瑞拉
5
64.11
7.97
12.43
3.26
阿根廷
10
31.25
5.86
18.75
2.40
德国
16
116.16
5.41
4.66
2.22
日本
32
235.35
5.14
2.18
2.10
巴西
13
96.01
4.74
4.94
1.94
俄罗斯
41
271.64
4.67
1.72
1.91
世界合计
674
4120.45
244.21
5.93
100.00
*：
不包括台湾省在内
目前，中国石化20家企业拥有延迟焦化装置共25套，设计加工能力2245万吨/年，占集团公司原油加工能力的13.66%，占渣油加工能力的54.2%（其余的加工重油的装置的比例分别是渣油加氢8.0%，氧化沥青6.2%，溶剂脱沥青13.3%，催化裂化18.3%）。
在25套延迟焦化装置中，有近几年里陆续新建或改扩建的一些焦化装置，加工能力都在100万吨/年以上。
采用了一些当代较先进的技术，如双面幅射式加热炉（共有11座）；
优化了工艺流程，如原料渣油经加热炉后直进焦炭塔（共有6套）；
配套或完善了吸收稳定系统（共有10套）。
目前我国最大的单套延迟焦化的加工能力已达160万吨/年（扬子、金陵）。
图-1表示各种焦化型式的比较。
图－1各种焦化型式的比较[1～5]
由于延迟焦化装置工艺成熟，原料灵活性大和投资低等特点，对许多炼厂来说是优选的渣油加工方法。
据美国EIA（EnergylnformationAgeney）统计，延迟焦化在世界渣油改质中约占1／3[6]。
据美国SRI报告，世界焦化能力在过去的15内年增长了70％以上，世界炼厂中约有17％的炼厂有焦化装置，美国炼厂中约有35％的炼厂有焦化装置[7]。
2延迟焦化生产过程
2.1工艺流程
下图-2、3分别为渣油分别进分馏塔和加热炉的两种不同延迟焦化流程图：
图-2渣油进分馏塔的延迟焦化流程图
图-3渣油进加热炉的延迟焦化流程图
延迟焦化装置由焦化、分馏、焦炭处理和放空系统组成。
焦化原料油与焦化瓦斯油换热后进入焦化主分馏塔底部的缓冲段（如图-2），在塔底与循环油混合。
由此用加热炉进料泵送入加热炉。
混合原料在炉中被迅速加热并有部分气化和轻度裂解；
另外一种流程是焦化原料油与焦化瓦斯油换热后，直接用加热炉进料泵送入加热炉加热（如图-3）。
为了保持所需的流速、控制停留时间和扼制炉管内结焦，需要向炉管内注入蒸汽。
加热炉出料进入处于生焦过程的焦炭塔中。
焦炭塔内的油蒸汽发生热裂化反应，重质液体则连续发生裂化和缩合反应，最终转化为轻烃和焦炭。
全部油气从焦炭塔顶部逸出并进入主分馏塔。
焦炭塔为间隙操作，交替进行生焦、除焦操作。
需要有两组（2台或4台）焦炭塔进行轮换操作，即一组焦炭塔为生焦过程，另一组为除焦过程。
从焦炭塔顶出来的油气进入焦化主分馏塔底部的缓冲段，用从上部洗涤段来的重瓦斯油冲洗和冷却，使循环油冷凝下来。
循环油与新鲜原料油在塔底混合，用泵送入加热炉。
焦化主分馏塔下部设重瓦斯油循环回流段，从循环回流塔盘抽出重瓦斯油，取出的回流热量用于预热原料油，发生蒸汽和作为气体回收部分重沸器的热源。
主分馏塔上部为轻瓦斯油精馏段，从此抽出轻瓦斯油，经过在汽体塔内用蒸汽汽提后作为产品。
塔顶产品为石脑油和焦化富气经过冷凝冷却和油水分离后进入稳定吸收。
富气经气压机二级压缩升压至1.0MPa（G），后经空冷后和吸收塔底的饱和吸收油、脱吸塔顶气混合进入压缩机二段出口冷凝器冷却至40℃，进入压缩机二段出口分液罐进行气液分离。
自压缩机二段出口分液罐分离出的气体进入吸收塔，与粗汽油及自补充吸收剂泵来的稳定汽油分别进入吸收塔，在塔内逆流接触，吸收气体中的C3及C3以上组分，回收液态烃；
吸收塔中部设置一个中段回流；
吸收塔底的饱和吸收油经泵升压后送至压缩机二段出口冷凝器冷却。
压缩机二段出口分液罐的饱和吸收油经脱吸塔进料泵抽出后，经换热后进入脱吸塔。
为降低装置能耗，脱吸塔设二段加热。
塔顶脱析气经脱吸塔顶压控阀至压缩机二段出口冷却器冷却与富气混和进入吸收塔进行循环吸收。
吸收塔塔顶流出的贫气进入再吸收塔，经冷到40℃后作为再吸收剂至再吸收塔；
柴油在塔内逆流接触，进一步吸收气体中的C3及C3以上组分，同时也吸收被气体携带出来的部分汽油组分，再吸收塔塔顶干气经压力控制后自压出装置去气分装置脱硫；
富吸收柴油经换热后返回分馏塔。
脱吸塔底的脱乙烷油由稳定塔进料泵抽出，经加热后进入稳定塔。
稳定塔顶气体经冷却进入稳定塔顶回流罐，回流罐中少量不凝气经压控阀至火炬线；
液态烃由稳定塔顶回流罐抽出，一部分至稳定塔塔顶作回流，另一部分在稳定塔顶回流罐液控下出装置。
稳定汽油由塔底自压出装置，一部分作吸收塔的补充吸收剂。
2.2焦炭塔的操作
延迟焦化装置的焦炭塔为间隙操作，轮流进行生焦和切焦操作，国内延迟焦化装置焦炭塔操作周期一般为24小时。
为了提高装置处理能力、降低投资，国外设计多为18小时，如凯洛格公司为16-20小时；
福斯特－惠勒公司为16-18小时，大陆石油公司为11-14小时，下表为不同焦化周期的操作比较：
焦化时间
冷却
卸头盖
卸底盖
吹扫
预热试压
升温
除焦
空闲
3
0.5
1
2
13-16
2-5
15
24
对已有的焦化装置，焦炭塔缩短周期后可以提高处理量；
新建装置可减小焦炭塔尺寸。
缩短清焦周期的措施有：
（1）焦炭塔切换之前的最后几小时提高炉出口温度，减少暖塔时间。
（2）加大急冷水泵能力，加大排空系统能力（但应注意冷却的温度梯度变化，减少冷却应力）。
（3）缩短焦炭塔底部卸、装头盖时间。
（4）缩短清焦时间，改进切焦水泵能力，改进切焦工具。
（5）焦炭塔顶切换阀门采用高温球阀或楔形塞阀以减少压降；
大型焦炭塔的塔顶管线直径达到610mm，每组焦炭塔设一条塔顶转油线以利清除管线内的焦炭。
近年来对于与焦炭塔使用寿命有关的机械问题做了大量的研究工作。
操作中的主要问题有：
（1）为了扩大处理量而缩短焦炭塔操作周期导致焦炭塔承受应力增加，相应地缩短了焦炭塔的使用寿命；
（2）为了满足缩短周期的需要而快速冷却，导致产生局部过热、局部过冷现象。
制定冷却时间时没有考虑焦炭塔的应力问题；
（3）焦炭和塔体的膨胀系数不同，导致塔体变形，塔径增大；
（4）经常出现预热不好造成应力集中使塔裙处应力增大，产生裂缝。
经过对上述问题进行充分分析、研究，制定了提前检修和下列操作规程以延长焦炭塔的使用寿命：
（1）为减少应力采用的焦炭塔冷却方法：
开始采用低流量，增加加大用水量，见下表：
持续时间/min
30
75
165
冷却用水量
62
142
176
210
220
227
（2）焦炭塔冷却不宜采用“浸水冷却”法。
旧式操作采用向焦炭塔浸入大量冷却水以打通焦炭床层的通道。
但是，浸水法会造成塔体应力增大。
大流量冷却水接触高温焦炭会急速汽化导致压力剧增，造成安全问题。
（3）提高预热温度至315℃以上。
传统的预热温度仅为230℃。
低压操作的焦化装置需要考虑冷凝油管线的压降问题。
缩短操作周期时对装置配置有重要影响。
出焦系统一般配有清焦过程用的焦炭储运、供水、放空、污油等系统。
采用多组焦炭塔就可以减少这些系统的投资。
焦炭塔的适宜气相流速为0.092米/秒；
最大不宜超过0.15米/秒。
空塔线速过高将导致焦粉带出，易使主分馏塔底和加热炉管提前结焦。
国内焦炭塔利用系数只有60％左右（国外已达80％），主要是由于空塔线速较高，检测、控制焦炭塔焦层料位计仪表不足或使用不好，为实现安全操作，焦炭塔只能在较低的生焦高度下切换。
防止沥青质泡沫夹带就可以提高焦炭塔的利用系数。
加入消泡剂可以降低泡沫高度、减轻泡沫夹带。
加剂后，泡面厚度由4米降至1米左右，提高了装置处理能力，从而提高焦炭塔容积利用率。
2.3水力除焦
水力除焦是利用压力为14-31MPa的高压水流（国内使用的水压较低，一般为12MPa），四合永专用的切割工具清除焦炭塔内的焦炭。
具有钻孔、切割等不同用途的专用切割器可快速安装到一根钻杆之上。
钻杆的旋转是由其顶部旋转接头上的风动马达来驱动的；
钻杆的升降是用一台风动绞车和一组滑轮带动的。
钻杆和相应的导向滑块，垂直滑行轨道等设备均固定于焦炭塔上部的专用井架之上。
切割用的高压水是通过胶管送至钻杆内，再由此送入切割器。
设有高压水泵向除焦系统提供高压水。
下图为焦炭塔水力除焦系统图和水力除焦过程。
首先使用钻孔器在焦炭塔内钻开一个直径为0.6-0.9米的导向孔，直接穿透焦炭层。
然后再用最终切割器分几次把焦炭塔内的焦炭全部切除下来。
典型的钻孔器和最终的切割器具如右图：
3质量控制
3.1液体产品
焦化汽油的特点是烯烃含量高，安定性差，马达法辛烷值较低（约50-60左右）。
汽油中的硫、氮和氧含量较高（与原料性质有关），经过稳定后的焦化汽油只能作为半成品，必须进行精制脱除硫化氢和硫醇后才能作为成品汽油的调和组分。
焦化重汽油组分经过加氢处理后可作为催化重整的原料，以进一步提高质量。
焦化柴油的十六烷值较高，含油一定的硫、氮和金属杂质；
其含量与焦化原料油种类有关。
焦化柴油均含油一定的烯烃，性质不安定，必须进行精制（加氢精制或电化学精制）增加其安定性，才能作为茶油的调和组分。
我国焦化汽油性质如下表：
焦化原料油
大庆减压渣油
胜利减压渣油
管输减压渣油
辽河减压渣油
相对密度（20℃）/（g/cm3）
0.7414
0.7329
0.7413
0.7401
溴价/（gBr/100g）
41.4
57
53
58.0
硫含量/ppm
100
4200
1100
氮含量/ppm
140
200
330
马达法辛烷值
58.5
61.8
62.4
60.8
初馏点
52
54
58
10％
89
84
91
88
50％
127
119
129
128
90％
162
159
167
164
干点
192
184
201
焦化过程中，转化为焦炭的烃类所释放的氢转移至蜡油、柴油、汽油和气体之中。
由于原料中的氢转移方向与催化一样，使焦化的质量明显优于催化裂化柴油。
而且两者加氢精制的耗氢量差异较大。
我国减压渣油所产的焦化柴油性质如下表：
0.8222
0.8449
0.8372
0.8355
37.8
39.0
35
1500
7000
7400
1900
2000
1600
凝固点/℃
-12
-11
-9
-15
十六烷值
48
50
49
199
183
202
193
219
215
216
259
258
254
311
324
316
295
329
341
334
320
焦化瓦斯油（CGO）一般是指350-500℃的蜡油馏出油。
国内通常称为焦化蜡油。
焦化蜡油性质不稳定，与焦化原料油性质和焦化的操作条件有关。
焦化蜡油和直馏VGO的混合油可作为催化裂化或加氢裂化的原料油。
是否需要进行加氢精制，需要根据焦化蜡油的质量和催化裂化装置的情况而定。
为了扩大催化裂化的原料量，有时需要改变焦化装置的操作条件以提高焦化蜡油产率；
但是焦化蜡油的质量也相应变差。
此时就需要进行焦化蜡油的加氢处理。
焦化蜡油（CGO）与同一原油的直馏减压瓦斯油（VGO）相比，主要区别是CGO的硫、氮、芳烃、胶质含量和残炭值均高于VGO，而饱和芳烃含量却很低，多环芳烃含量较高。
所有这些因素对催化裂化操作都是不利的，尤其是CGO的含氮会使转化率及汽油收率下降，催化裂化原料油的氮含量每增加100ppm，催化裂化转化率一般降低0.3-0.5％，汽油的溴价增加2-3个单位、催化裂化原料中多环芳烃含量的增加会导致单程转化率和汽油收率下降，焦炭产率上升。
以我公司为例，汽油因为含烯烃和硫，经过加氢后主要用作乙烯裂解料；
柴油主要控制其焦粉（残炭）含量，经过加氢后作柴油的调和组分；
蜡油由于硫含量达到2.5％，不宜直接作催化原料，需要经过加氢脱硫进催化后才能确保汽油调和后硫含量达到规定要求（500ppm）。
3.2焦炭
下图-4为各企业焦化原料硫含量和焦炭硫含量的对应关系，塔河、镇海、茂名和上海石化的焦炭含量已经高于4.5%。
图-4焦化原料硫含量和焦炭硫含量的对应关系
我国延迟石油焦标准SH0527－92（见表2），其按照硫含量、挥发分和灰分等指标分成如下牌号和规格。
表2延迟石油焦标准SH0527－92
项目
质量指标
一级品
No.1
No.2
No.3
A
B
硫含量，%
≤0.5
≤0.8
≤1.0
≤1.5
≤2.0
≤3.0
挥发分，%
≤12
≤10
≤15
≤16
≤18
灰分，%
≤0.3
v0.8
≤1.2
水分，%
≤3
真密度（1300℃5小时煅烧）g/cm3
2.08-2.13
实测
粉焦量（块粒8mm以下）%
25
硅含量，%
≤0.08
钒含量，%
≤0.015
铁含量，%
3.3.1石油焦用作电厂CFB锅炉的燃料
为配合进口含硫原油加工及油品质量升级，今年在沿海及沿江一带，新增或扩建一批延迟焦化装置，如镇海、扬子、金陵、九江。
要消化这些含硫高、价格低廉的石油焦，可以采用先进的循环流化床技术，配套建设一批以石油焦为原料的CFB锅炉，为炼厂提供低成本的蒸汽、电、氢气。
镇海、上海、武汉、金陵等企业大量加工国外含硫原油，采用了焦化和CFB锅炉的联合生产，这是一举三得的事，既消化了价格低廉的高硫石油焦，又满足了企业新增项目的用汽、用电需求，还可以替代部分现有烧油锅炉，节约出宝贵的重油资源。
CFB需要消耗大量的的石灰石，除发电外，生成的硫酸钙可用作路基材料。
但是，CFB的燃烧效率，飞灰以及灰渣合理利用都需要急待解决。
3.3.2焦炭的气化组合循环一体化装置（IGCC）
此技术可以直接生成合成气和发电。
气化工艺基建成本最高，因为包括气分－气化－硫回收－联合循环发电部分。
现在IGCC的投资已经由5～10年前的1500～2500美元／Kw降至850～950美元／Kw。
此外，IGCC与CFB相比可以联产氢气外，污染也小。
一般当炼厂需要有氢源时，应考虑用IGCC。
现在IGCC除提供电力、蒸汽的能源外，澳大利亚BOCGases，新加坡Syngaspte,美国ExxonBaytown等炼厂均利用IGCC合成气来生产石油化学品，对合理利用资源，实现石油化工一体化是一条好途径。
石油焦可以用于不同工业，用于电厂和水泥厂作燃料的石油焦，需要高的热值及良好的研磨性；
用于铝厂和钢铁厂或碳素厂作为原料的石油焦，无论是作为阳极糊和人造石墨电极的原料或是作为生产碳化物的原料均需要控制其含硫量和挥发分，对于制作电极原料的石油焦还应对金属含量加以控制。
3.3.3冶金等行业
优质低含硫的石油焦在炼钢、炼铝和炭素行业得到广泛应用，使石油焦的价值增加数倍。
国外有些石油公司为了生产优质的石油焦，对高硫原料采取渣油加氢脱硫和延迟焦化联合工艺，对脱硫后的渣油进行焦化时，液体产品可增加12％，焦炭减少65％，产品质量也可提高。
国内石油焦消费及市场主要是冶金和碳素厂。
●铝厂：
大的铝厂有云南铝业、广西苹果铝业、贵州铝厂等，贵州铝厂的月用焦量为6kt。
●钢铁厂：
钢铁冶炼中使用石墨电极，还使用少量石油焦作增碳剂。
●碳素厂：
国内最大的碳素厂是上市公司吉林碳素，其年产量100kt。
江西新余钢铁厂碳素分厂2000年使用15kt2#B、3#石油焦，生产了13.5kt阳极糊，使用5kt1#、2#A石油焦，生产了2.5kt石墨电极。
该厂1999年使用的是锦州石化和锦西石化的石油焦，锦州石化的石油焦硫含量为0.45%，灰份为0.3%，质量好；
2000年使用高桥石化和杭州炼油厂的石油焦。
其它如长岭炼油厂和南京炼油厂的石油焦硫含量分别为1.5%和1.8%～2.0%，镇海石化的石油焦硫含量为0.8%～1.2%，高于2#A指标。
石油焦作为碳素厂和铝厂的原料，需求很大，可以说是供不应求，前提是硫含量要低。
因此新建延迟焦化装置时，应考虑采用低硫原料或对原料进行脱硫处理，生产低硫石油焦，打开产品销路。
但是，应该注意的是，石油焦的硫含量对其应用和价格均起到明显作用。
美国将硫含量小于4％的石油焦经处理后，作为生产针状焦的原料，将硫含量大于4％的石油焦除部分用于水泥工业外，其余出口欧洲和日本等地，美国环保条例对排出物进行严格的控制，限制了该国许多炼油厂和发电厂燃用高含硫的石油焦。
在美国，延迟焦化装置生产的石油焦将近65%用作燃料，其余35%经煅烧后用于生产阳极及成型石墨产品。
在世界上大多数国家，高含硫的石油焦还是主要用作发电厂燃料。
在制造石墨电极中硫含量是一项较为重要的指标，硫含量过高会直接影响到石墨电极的质量，也会影响到炼钢的质量。
在500℃以上的高温下，石墨电极内的硫会被分解出来，过多的硫使电极晶体膨胀，致使电极收缩并产生裂纹，严重的可使电极报废。
在生产石墨电极中，石油焦的硫含量会影响电耗量，用含硫为1.0％的石油焦生产电极时所用耗电量要比用含硫为0.5％的石油焦每吨多耗电9％左右。
石油焦在作为阳极糊的原料时，其含硫量对耗电量也有明显的影响。
4我公司焦化装置状况介绍
我公司现有的三套延迟焦化装置总能力为340万吨/年，是重油转化的关键装置，也是中石化内难得的，在渣油转化能力上延迟焦化超过催化裂化的企业，很具有代表性和竞争性。
1#延迟焦化装置于1965年9月投产，初始规模为30万吨/年，经多次改扩建，现达到125万吨/年，由焦化系统、分馏系统和吸收与稳定系统组成。
采用三炉六塔生产流程，原料经加热炉对流室预热到330-350℃后进分馏塔，再经加热炉的辐射段加热至500℃进入焦炭塔。
加热炉为单面辐射立式炉，焦炭塔为有堵焦阀预热方式，其中1#、2#、5#、6#焦炭塔采用有井架式水力除焦，3#、4#焦炭塔采用无井架式水力除焦。
2#延迟焦化装置于1997年建成投产，1999年扩能改造为55万吨/年，采用一炉两塔生产,流程同Ⅰ套焦化。
3#延迟焦化装置于2004年底建成投产，采用一炉两塔生产流程，设计循环比为0.25，规模为160万吨/年。
该装置由焦化系统、分馏系统、吸收稳定系统组成。
原料换热后，经过缓冲罐、加热炉对流转辐射直接进焦炭塔，分馏塔底油进行循环取热后，一部分返分馏塔，另一部分进原料缓冲罐，由于进原料缓冲罐的流量可调，故称之为可调节循环比流程。
加热炉为双面辐射炉，焦炭塔为无堵焦阀预热方式，焦炭塔采用有井架水力除焦机构。
4.1装置主要操作参数
装置的主要操作参数见表-1。
1#延迟焦化的日加工量为3540吨，生焦周期为22小时，循环比为0.40，加热炉辐射室出口温度为501℃，焦炭塔顶压力为0.22Mpa，温度为425℃，分馏塔底温度为380℃；
2#焦化的日加工量为1580吨，生焦周期为20小时，循环比为0.40，加热炉辐射室出口温度为501℃，焦炭塔顶压力为0.22Mpa，温度为425℃，分馏塔底温度为380℃；
3#焦化的日加工量为4100吨，生焦周期为24小时，循环比为0.25，加热炉辐射室出口温度为501℃，焦炭塔顶压力为0.17Mpa，温度为405℃，分馏塔底温度为365℃，如表3。
表3装置主要操作参数
设备名称
单位
Ⅰ套焦化
Ⅱ套焦化
Ⅲ套
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