延迟焦化基本知识讲座.docx

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延迟焦化基本知识讲座

延迟焦化基本知识讲座

一、延迟焦化工艺简介

1、焦化工艺简介

2、焦化原料

3、焦化产品

二、**公司延迟焦化装置的建设背景

三、**公司延迟焦化装置简介

1、原料换热部分

2、加热炉部分

3、焦炭塔部分

4、分馏塔部分

5、焦炭塔的吹汽放空部分

6、冷切焦水处理部分

7、焦化富气的压缩吸收部分

四、延迟焦化反应机理

五、影响焦化热转化反应的因素

1、原料性质

2、循环比

3、反应压力

4、反应温度

六、**公司延迟焦化装置新技术应用情况

七、焦化工艺技术及特点

一、延迟焦化工艺简介

1、焦化工艺简介

延迟焦化装置是以渣油或类似渣油的污油、原油为原料，通过加热炉快速加热到一定的温度（500OC左右）后进入焦炭塔，在塔内适宜的温度、压力条件下发生裂解、缩合反应，生成气体、汽油、柴油、蜡油、循环油组分和焦炭的工艺过程。

延迟焦化是使焦化的结焦反应不在加热炉中进行，而是使之延迟到焦炭塔中进行。

延迟焦化工艺由于其工艺简单、投资低、操作费用低等特点得到各石油化工公司的重视。

一般情况下新建和扩建延迟焦化装置的主要目的是：

（1）处理炼油厂过剩而无出路的减压渣油；

（2）减少重油催化裂化的掺渣比例，提高催化汽油、柴油的质量；

（3）提高作为优质乙烯裂解原料-焦化石脑油的产量；

（4）增产高十六烷值柴油，提高炼油厂的柴汽比；

（5）增加中间馏分焦化蜡油，为催化裂化及加氢裂化提供原料；

（6）利用焦化干气作为制氢装置的原料；

（7）提供冶金行业使用的石油焦。

原料在加热炉加热后在焦炭塔反应，焦炭塔两个并联间断操作，一个在生焦，另一个则在除焦，一般18～24小时切换一次。

2、焦化原料

焦化装置的原料比较广泛，主要有减压渣油，常压渣油，沥青，催化油浆，乙烯裂化焦油和类似渣油的污油、原油等,是炼油厂最重的油品,很难通过其他装置进行加工。

焦化装置对原料的要求不太苛刻,通常要求焦化进料的含盐量<10～15ppm，含水量<0.1%,小于500度的组分<5%（V）,重金属含量不能太高,以保证焦炭的灰分合格。

3、焦化产品

焦化装置的产品主要有焦化富气、汽油、柴油、蜡油、燃料油和焦炭,焦化装置的产品均为半成品。

其特点为：

其安定性都不好,容易变色,刚生产的焦化汽油为白色,在大气中放置一会儿,会变成淡黄色,刚生产的焦化柴油为黄色,在大气中放置一会儿,会变成酱油色,需要经过加氢精制处理,经过加氢精制后汽油的辛烷值更低而柴油的十六烷值更高，焦化蜡油属于焦化中间馏分油，干点一般为：

450～500oC,其芳烃含量较高，并含有硫氮和金属，一般做加氢裂化原料或催化裂化原料。

延迟焦化工艺的产品种类和产率都可以通过调节操作参数进行调整。

延迟焦化生产的焦炭为普焦，且为生焦，含有8～12%的挥发份，经过煅烧后成为熟焦，挥发份降到0.5%以下。

生焦的外观为黑色多孔固体，适用于做炼铝和化学工业的原料，当原料中的沥青质和重金属含量较高时，在操作条件不好时，会产生球状的弹丸焦，该焦碳的用途不高，一般做燃料。

表1石油焦标准

项目

质量指标

方法

一级

合格品

1A

1B

2A

2B

3A

3B

硫含量,w%不大于

0.5

0.5

0.8

1.0

1.5

2.0

3.0

GB/T387

挥发份,w%不大于

12

12

14

17

18

20

SH/T0026

灰分,w%不大于

0.3

0.3

0.5

0.8

1.2

SH/T0029

水分量,w%不大于

3

SH/T0032

真密度,g/cm3

2.08~2.13

SH/T0033

硅含量,w%不大于

0.08

SH/T0058

钒含量,w%不大于

0.015

SH/T0058

铁含量,w%不大于

0.08

SH/T0058

二、**公司延迟焦化装置的建设背景

近年来，全世界原油的重质化趋势在明显加快，在原油质量变重、变差的同时，对发动机燃料和化工轻油的需求量却逐年增加，而且对其质量要求日趋苛刻。

此外，环境保护法规也在不断强化。

发展重质、劣质原油深度加工，增产优质轻质石油产品，已成为全世界炼油工业，特别是我国炼油工业的重大课题。

辽河油田是我国第三大油田，辽河油田稠油资源较为丰富，年产820万吨左右，其重质原油产量国内第一。

辽河原油按原油粘度分类，有普通稠油，主要分布在欢喜岭油田、曙光油田、高升和金马油田，年产590万吨左右；有特稠油，主要分布在冷家油田，年产130万吨左右；有超稠油，主要分布在曙光地区，目前探明储量1.5亿吨,控制储量3947万吨。

预计可以实现年产150—200万吨15—20年。

辽河重质原油的特点是密度大、粘度大、酸值高、残炭高、氮含量高、金属含量高、轻油收率低。

其中曙光油区的重质原油密度大于1.0g/cm3,称为辽河超稠油。

合理利用辽河超稠油是辽河油田保持稳产的需要。

2000年辽河油田超稠油的产量占总产量的12%，今后预计占15%。

合理加工利用辽河超稠油可提供优质的成品油，将超稠油转化为优质的石脑油、汽油、柴油。

辽河超稠油除具备辽河重质原油的特点外，金属含量很高，轻油收率极低，粘度极大，是世界上少见的劣质原油。

由于该原油粘度极大，输送极其困难,适于就近加工。

辽河石化从1995年开始先对辽河混合油的常压渣油固定床加氢进行了研究。

从1996年起对辽河超稠油的加工进行了一系列研究工作。

先后进行了曙一区超稠油的原油评价，委托石油大学进行了曙一区超稠油的脱水工艺研究及曙一区超稠油生产乳化油的工艺研究，委托北京石油化工科学研究院进行了曙一区超稠油的减粘裂化中型工艺试验，辽河石化研究所进行了以曙一区超稠油为原料生产道路沥青的工艺研究。

此外，总公司科技局还在1996—1999年期间组织石油大学的国家重质油实验室及辽河石化对辽河稠油通过悬浮床加氢工艺生产优质燃料油进行了科技攻关，取得了突破性成果，该技术对辽河超稠油的加工有极好的指导作用。

通过这些研究，对辽河超稠油的性质有了初步的认识。

受技术、投资等条件限制，目前国内炼厂加工这类混合稠油的工艺流程仍然局限于常减压蒸馏，蜡油催化裂化，渣油减粘裂化或焦化这一基本模式。

由于收率约占50%（m）的减压渣油通常被用作减粘裂化或焦化装置原料生产低价值的燃料油或副产大量焦炭和干气，致使整体经济效益受到一定影响。

因此，如何选择一条更适宜的工艺路线来提高稠油加工深度，使之更多地转化为汽油、煤油、柴油、化工轻油等产品，以解决原油日趋变重而轻质油品需求日益增加的矛盾，改善加工稠油炼厂的经济效益，是一个既十分现实又具有深远意义的重大科研课题。

辽河超稠原油直接进行延迟焦化工艺最初的选题不是焦化，而是从辽河重油的加氢轻质化开始的。

为了合理利用辽河稠油资源，“九.五”期间，在总公司科技局、炼化局领导下，由石油大学（华东）、抚顺石油化工研究院、辽河石化总厂三个单位，组成攻关组进行第一阶段的攻关。

总公司所下达的第一阶段攻关目标和任务是：

利用国内和国外的固定床渣油加氢中小型装置，以辽河坨子里混合稠油的常压渣油为对象（并与减压渣油作对比）进行固定床渣油加氢小型试验，结果证明固定床对辽河重油轻质化转化率很低。

之后石油大学建成了我国第一套固定—悬浮床渣油加氢联合装置（其处理能力为3—5万吨/年），对辽河混合油常压渣油及辽河超稠油进行悬浮床加氢试验。

从生焦量、反应空速、催化剂用量、馏份油收率以及化学氢耗等指标都很理想。

但由于后来悬浮床加氢的放大试验中遇到了反应器底部生焦的难题，试验放弃了用辽河超稠油。

至此，辽河超稠油的轻质化通过加氢来解决遇到了较大的困难。

在这样摸索了几年后，我们开始重新选择辽河超稠油的加工路线。

我们进行了辽河超稠油生产重交道路沥青的研究。

先后开发了“利用超稠油和低凝原油混合生产重交沥青”和“利用超稠油和环烷基润滑油料混合生产重交沥青调合原料”的新工艺，解决了超稠油开采的不同阶段的加工技术难题。

但是，随着超稠油进厂量的逐渐增多，低凝原油进厂量的逐渐减少，采用以上两种工艺已无法平衡重交沥青的生产。

用辽河超稠油直接生产沥青，只能生产AH-50重交沥青，在生产软沥青时，存在着沥青闪点低、蒸发损失大等不合格现象，只能生产沥青的调合料。

在公司原来开发的超稠油生产沥青的工艺中，必须使用大量的低凝原油来调合，低凝原油和超稠油的比例不能小于7：

3。

近年以来，辽河油田超稠油的开采量大幅度提高，仅靠超稠油与低凝油调合法生产重交道路沥青无法平衡超稠油开采量与工业生产的关系。

经过反复的论证，最终还是选择了延迟焦化工艺。

但由于辽河超稠油的性质特殊，选用常规的延迟焦化工艺存在着重金属含量高、残炭高、炉管容易结焦、酸值高、设备腐蚀严重等诸多工艺和工程上的问题，为此，我们针对辽河超稠油进行延迟焦化进行了技术攻关，最终确定采用超稠油直接进行延迟焦化技术。

三、**公司延迟焦化装置简介

辽河超稠原油100万吨/年延迟焦化装置及系统配套工程由中国石化工程建设公司设计，中国石油天然气第一建设公司承建，2002年11月份开始项目设计，2003年7月份破土动工，2004年7月20日进行中交，2004年9月20日一次投料开车成功，9月22日第一塔石油焦顺利出炉，并且实现了无泄漏运行。

**公司的延迟焦化装置是国内第一套重质原油直接进行延迟焦化装置，也是世界上第一套真正实现重质原油直接延迟焦化装置。

该焦化装置由电脱盐系统、焦化系统和压缩吸收脱硫系统组成。

电脱盐系统主要包括原油换热部分、电脱盐部分、化学药剂配置部分；焦化系统主要包括原料油换热部分、加热炉部分、焦炭塔部分、分馏塔及换热部分、冷切焦水处理部分、焦炭塔的密闭放空部分、高压水泵及水力除焦部分、焦炭的装运部分；压缩吸收脱硫系统主要包括焦化富气的压缩部分、柴油吸收部分、干气脱硫部分。

延迟焦化主要设备包括加热炉、焦炭塔、分馏塔、压缩机和除焦系统。

图1为超稠油延迟焦化装置原则流程图。

图1超稠油延迟焦化原则流程图

1、原料换热部分

焦化原料直接来自常减压蒸馏装置或罐区，进装置界区后与焦化柴油换热、中段油、蜡油换热到290℃后进入分馏塔下段换热区，在此与来自焦炭塔的热油气（420℃）接触换热，原料油中蜡油以上重馏分与热油气（420℃）中的被冷凝的循环油一起流入塔底。

2、加热炉部分

分馏塔底油用加热炉进料泵抽出打入加热炉的对流段，流经辐射段被快速升温到495~505℃，然后经四通阀入焦炭塔底部。

焦化加热炉是焦化装置的核心设备，采用多点注汽、在线除焦、双向烧焦技术。

多点注汽是每路炉管，根据工艺计算对结焦临界点注入中压蒸汽，一般设三个点或更多的点，中压蒸汽自管网来，在流量控制下自动注入炉管，每点的注入量不同，这比在炉入口一点注汽相比具有节省蒸汽、降低炉管压力降的优点。

在线除焦是在不停炉的条件下，炉管内通入蒸汽，通过控制炉管温度，使焦炭脱落并由蒸汽吹出进入焦炭塔。

双向烧焦主要是在烧焦时大块焦粉使炉管堵室的情况下采用返向吹汽的措施，这佯可以使烧焦更完善。

烧焦时的烟气排入烧焦罐，通入水急冷后排至烟囟。

3、焦炭塔部分

循环油和原料减渣中蜡油以上馏分，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油、等产品和石油焦。

焦炭结聚在塔内。

高温油气经急冷油急冷后（420℃），流入分馏塔换热板下。

焦炭塔是间歇操作的设备，当一个塔在进料时，另一个塔在处理。

焦炭塔生产操作的工序主要有：

①向焦炭塔内少量吹汽，把油气吹入分馏塔；②向焦炭塔内大量吹汽，该吹汽汽提至吹汽放空塔，并在放空系统冷凝冷却回收污油；③向焦炭塔内少量给水，给水汽化的蒸汽及油气至放空塔；④向焦炭塔内大量给水，水溢流到冷焦水系统的热水罐；⑤排放焦炭塔内的水至冷焦水热水罐；⑥拆卸塔顶、塔底出焦口法兰；⑦采用高压水切除焦炭塔内的焦炭；⑧安装塔顶、塔底法兰；⑨对焦炭塔进行气体试压检查塔顶、底盖的密封性；⑩引另一个焦炭塔的油气对该塔预热，油气自塔引入至塔底再经甩油罐返回到分馏塔。

待焦炭塔的温度达到要求后，切换四通阀，该阀正常进料，另一个塔进行上述过程的处理。

4、分馏塔部分

从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段（420℃），与原料油直接换热后冷凝出循环油落入塔底，其余大量油气升经五层换热板，进入集油箱以上分馏段。

从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。

5、焦炭塔的吹汽放空部分

焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温（≥180℃）蒸汽及少量油气进入放空塔，从顶部打入蜡油馏分，洗涤下油气中的重油馏分。

塔底重油用泵抽出，送经水箱冷却器冷却后，一部分作为塔顶回流，控制顶部气相温度190℃左右，另一部分在液面控制下送出装置或回炼。

塔顶油气及大量蒸汽直接进入空冷器。

6、冷切焦水处理部分

焦炭塔运行至冷焦时，开启冷焦冷水泵，从冷焦冷水储罐将冷焦水送往焦炭塔进行冷焦，冷却溢流水排入溢流水储罐，放空水排入放空水储罐。

罐内的浮油浮至水面，通过罐内周边环形集油槽排出，排至污油罐，脱水后，再由污油泵送至全厂污油罐。

焦粉沉至罐底，通过排泥阀排至贮焦池。

冷焦溢流水储罐和放空水储罐出水经冷焦热水泵加压，经过滤器后送入水力旋流分离器，利用液体在旋流管内高速旋转产生离心力将油滴从水中分离出来。

除油后的冷焦水进入空冷器冷却降温。

被冷却后的冷焦水利用余压进入冷焦冷水储罐。

冷焦冷水储罐中浮起来的污油通过罐内周边环形集油槽排到系统含油污水管道。

从焦炭塔排出的焦炭和切焦水进入贮焦池后，切焦水先进入一次沉淀池，大颗粒粉焦沉淀下来，再进入二次沉淀池。

沉淀池内设三道格网，拦截粉焦。

沉淀池出水经切焦水提升泵加压送至过滤罐进一步去除粉焦后，送入切焦水储罐贮存，供高压水泵切焦用。

微细粉焦在罐内继续沉淀，切焦水储罐沉积的微小粉焦，可以定期清扫排入二次沉淀池。

当发现液面有油时，可使罐内水位上升后，污油经集油槽至含油污水立管，排入含油污水系统。

焦炭由桥式抓斗吊车抓到火车或汽车上外运销售。

7、焦化富气的压缩吸收部分

焦化富气经分液后进入焦化富气压缩机，在此压缩到1.3MPa进入焦化富气空冷器冷却到60℃，和自吸收塔来的富吸收油、自解吸塔来的解吸气混合后再经饱和吸收油水冷器冷却至40℃进入吸收塔入口分液罐，在此平衡分离。

气体进入吸收塔下部，并自下向上流动，和自上向下的吸收剂接触，气体中的C3，C4被吸收，未被吸收的贫气自塔顶流出至再吸收塔，在再吸收塔，由柴油进一步吸收，未被吸收的干气至脱硫部分。

吸收塔设二个中段回流以降低吸收温度提高吸收率。

凝缩油由脱吸塔进料泵抽出或自流经过脱吸塔进料稳定汽油换热器换热后进入解吸塔顶。

在解吸塔由塔底重沸器提供热源，脱除C2组分。

脱乙烷汽油由稳定塔进料泵抽出经稳定塔进料稳定汽油换热器换热后进入稳定塔。

在稳定塔由塔底重沸器提供热源、塔顶冷凝器提供冷回流，使汽油和液化气分离。

塔顶油气经冷凝器冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐，未凝气进压缩机入口，冷凝液（液化气）由泵抽出，部分作为回流打到稳定塔顶，部分作为产品至液化气脱硫部分。

塔底稳定汽油自压至换热器、空冷器、水冷器冷却到40℃，部分由补充吸收剂泵升压后至吸收塔顶作为补充吸收剂，部分作为产品送出装置。

四、延迟焦化反应机理

延迟焦化过程是重质油深度裂化和缩合反应的综合热过程。

重质油的组成十分复杂，除了各种烃类之外，还含有较多的胶质、沥青质、重金属、氮化物等杂质，其热转化机理十分复杂。

热转化机理可以用自由基理论来解释，烃分子热裂化是在高温下键能较弱化学键断裂生成自由基。

H.、CH3.、和C2H5.等较小的自由基可以从其它烃分子夺取一个氢自由基而生成氢气或小烷烃和一个新的自由基。

较大的自由基不稳定，会很快再断裂生成烯烃和小的自由基，这一系列的连锁反应最终生成小分子的烯烃和烷烃。

重油中各种组成的热裂化反应机理如下：

1、正构烷烃的热裂化反应机理

（1）大分子的C-C键断裂生成两个自由基：

C16H342C8H17.

（2）生成的大分子自由基在β位的C-C键再继续断裂生成更小的自由基和烯烃：

C8H17.C4H8+C4H9.

C4H9.C2H4+C2H5.

C4H4.C3H6+CH3.

C2H5.C2H4+H.

（3）小的自由基（甲基自由基和氢自由基等）与其它分子碰撞生成新的自由基和烃分子：

CH3.+C16H34CH4+C16H33.

H.+C16H34H2+C16H33.

（4）大的自由基不稳定，再分裂生成小的自由基和烯烃：

C16H33.C8H16+C8H17.

（5）自由基结合生成烷烃连锁反应终止：

H.+H.H2

CH3.+H.CH4

C8H17.+H.C8H18

C8H17.+CH3.C9H20

2、异构烷烃的热裂化反应机理

反应机理与正构烷烃的反应机理基本相同。

3、环烷烃的热裂化反应机理

带侧链的环烷烃的热裂化主要是在侧链上发生与烷烃相似的C-C键断裂，侧链越长断裂的速度越快。

只有在较高的反应温度下可能发生环烷环断裂生成环烯烃和环二烯烃等化合物。

4、芳烃的热裂化反应机理

在热裂化反应过程中，带侧链芳烃的烷基侧链发生与烷烃相似的键断裂反应，但芳环不能断裂，只能形成稳定的芳环自由基。

芳环自由基可以再发生裂化反应或发生缩合反应生成多环芳烃和稠环芳烃。

（1）芳烃的大分子侧链断裂生成两个自由基：

C6H5C10H21C6H5C2H4.+C8H17.

（2）生成的芳烃自由基再断裂生成芳环自由基和烯烃：

C6H5C2H4.C6H5.+C2H4

（3）芳环自由基缩合：

2C6H5.（C6H5）2

2个或多咯苯环（萘环、蒽环）的缩合物逐渐转化为稠环芳烃。

缩合的程度越深，环上的氢原子越少。

5、沥青质的热裂化反应机理

沥青质在高温下的反应倾向与稠环芳烃相似，即发生侧链断裂生成低分子烃类和自由基缩合生成焦炭。

6、非烃分子的热裂化反应机理

非烃分子的C-S和C-N键不稳定，在高温下会发生分解和叠合反应，很少发生异构化反应和烯烃的叠合反应。

7、焦炭的生成机理

（1）胶质和沥青质生成焦炭的机理

胶质和沥青质的胶体悬浮物发生“歧变”形成交联结构的无定形焦炭。

胶质和沥青质生成的焦炭具有无定形性质和杂质含量高，所以生成的焦炭不适合制造高质量的电极。

（2）芳烃生成焦炭的机理

芳烃发生叠合和缩合反应生成焦炭。

由芳烃叠合反应和缩合反应生成的焦炭具有结晶的外观，交联很少。

采用高芳烃、低杂质原料生成的焦炭经过焙烧、石墨化后可以生产优质电极。

五、影响焦化热转化反应的因素

焦化热转化反应是自由的、无选择性的热裂化反应,不同

于催化裂化、加氢裂化在催化剂的作用下发生的选择性裂化反应,因此焦化热转化反应的产品分布和产品质量只和原料性质及操作条件有关。

1、原料性质

焦化原料油是以碳、氢、硫、氮、氧为主要元素的大分子（分子量约为500~1000）烃类混合物，热转化过程中发生的化学反应是：

大分子转化为小分子的吸热的裂化反应，小分子转化为大分子的放热的缩合反应，裂化反应的活化能约为:

167KJ/MOL,缩合反应的活化能约为:

209KJ/MOL,当原料被加热时,裂化反应比缩合反应优先发生，开始裂化反应占主导地位，随着温度的升高裂化反应逐渐由主导地位转化为次要地位，缩合反应占主导地位，随着渣油转化反应的不断进行，渣油中的部分物质转化为轻质油品，部分物质转化为焦碳。

渣油热转化反应是一种非常复杂的裂化和缩合相平衡的顺序反应，很难用化学反应方程式来表达。

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。

另外在焦化原料流经焦化加热炉和焦炭塔过程中，在给定的循环比下，随着温度和停留时间增加，随着反应中烃分压的变化，导致焦化料的四组成比例结构也发生迅速变化,影响并决定着加热炉和焦炭塔内的热转化反应。

加热炉的设计要求在渣油的裂化反应开始而缩合反应还未大量开始时，把渣油加热到500度并使之离开。

渣油热转化反应视图如图2所示。

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。

产品分布和渣油中的残炭的大概关系为:

气体,%=7.8+0.144X残炭值

汽油,%=11.29+0.343X残炭值

焦炭,%=1.6X残炭值

柴油+蜡油,%=100-气体%-汽油%-焦炭%

图2渣油热转化反应视图

2、循环比

循环比的概念在各种文献上不太统一,通常有两种不同的表示方法:

一种是进加热炉的总流量（或辐射进料量）,和新鲜原料量的比值（或对流进料量）,公式为:

联合循环比=（新鲜原料量+循环油量）/新鲜原料量。

该种方法表示的循环比大于1.0,另一种是进加热炉的循环油流量,和新鲜原料量的比值（或对流进料量）,公式为:

循环比=循环油量/新鲜原料量。

该种方法表示的循环比小于1.0，当无循环油量时，循环比为零，有时叫单程操作。

两种方法都能显示加热炉中循环油或回炼油所占的比例。

在新鲜原料中掺入焦化装置反应自产的反复循环的循环油,改变了原料的性质,联合油的四组分比例结构发生变化,使热转化反应发生变化.循环油相当于重蜡油或蜡油,在加热炉和焦炭塔也产生部分热裂化反应。

循环比对焦化装置的处理量，产品分布及产品性质都有较大的影响。

在原料相同的条件下，一般是：

循环比增加，汽油柴油的收率随着提高，蜡油收率则随着下降，焦炭和气体的收率也少有增加。

通常循环比的选择是以下游加工装置的要求为原则，例如焦化蜡油作为加氢裂化原料时，调整循环比的目的是控制蜡油HCGO的残炭值，终馏点等。

通常如果产品质量和装置操作允许，都采用尽可能低的循环比操作。

循环比减少10％，生焦率一般减少1％，同时焦化蜡油收率增加，气体、汽油、柴油收率下降。

当需要提高装置的液体收率时一般采用降低循环比（0.15～0.25）或零循环比操作；当需要多产焦化石脑油和柴油时一般采用较大循环比（0.25～0.45）操作；当焦化蜡油无出路或需要最大可能地生产乙烯原料时一般采用大循环比（0.4～1.0）操作。

2.1降低循环比操作

表2为单程和低循环比操作对蜡油和炉进料油的影响，其原料为沙轻减压渣油（>535℃）。

表2单程和低循环比对蜡油和炉进料油影响

项目名称

循环比

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

密度d20g/cm3

0.9612

0.9595

0.9593

0.9571

粘度V100mm2/s

5.97