本發(fā)明石油煉制過程
技術(shù)領(lǐng)域：
，具體涉及一種延遲焦化系統(tǒng)及其方法。
背景技術(shù)：
：焦炭化(簡稱焦化)是深度熱裂化過程，也是處理渣油的手段之一。延遲焦化是一個(gè)成熟的減壓渣油加工工藝，多年來一直作為一種重油深加工手段。近年來隨著原油性質(zhì)變差(指含硫量增加)、重質(zhì)燃料油消費(fèi)的減少和輕質(zhì)油品需求的增加，焦化能力增加的趨勢很快。焦化是以貧氫重質(zhì)殘油(如減壓渣油、裂化渣油以及瀝青等)為原料，在高溫(495～505℃)下進(jìn)行深度熱裂化反應(yīng)。通過裂解反應(yīng)，使渣油的一部分轉(zhuǎn)化為氣體烴和輕質(zhì)油品；由于縮合反應(yīng)，使渣油的另一部分轉(zhuǎn)化為焦炭。延遲焦化裝置的能耗重點(diǎn)是加熱爐，降低加熱爐的負(fù)荷是裝置能量高效利用的關(guān)鍵。主分餾塔塔底脫過熱段的機(jī)理是傳質(zhì)傳熱過程，一方面是相對較重餾分被洗滌吸收，另一方面過熱的反應(yīng)油氣熱量被充分傳熱利用。在常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比延遲焦化工藝中，脫過熱段發(fā)生的過程是直接大溫差混合傳熱傳質(zhì)，就傳熱角度而言，效率偏低。由于脫過熱段的易結(jié)焦問題，分餾塔塔底物流溫度受到限制，從而決定了加熱爐的負(fù)荷。此外，延遲焦化原料的輕重差異對脫過熱段氣相負(fù)荷影響較大，脫過熱段的負(fù)荷對裝置的操作彈性構(gòu)成了限制。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是針對上述現(xiàn)有技術(shù)存在的不足而提供一種延遲焦化系統(tǒng)及其方法，在保證富氣、焦化汽油、焦化柴油、焦化蠟油和焦炭等產(chǎn)品質(zhì)量的前提下，避免大量的輕組分在脫過熱段僅發(fā)生了傳熱而未發(fā)生傳質(zhì)的現(xiàn)象，有效降低加熱爐能耗、優(yōu)化脫過熱段的傳質(zhì)傳熱過程、緩解主分餾塔塔底負(fù)荷。本發(fā)明為解決上述提出的問題所采用的技術(shù)方案為：一種延遲焦化系統(tǒng)，包括緩沖罐、第一換熱系統(tǒng)、主分餾塔、換熱器、加熱爐、焦炭塔、分流器、閃蒸罐；其中，所述緩沖罐與渣油入口相連接，且緩沖罐的上出口與主分餾塔脫過熱段上方連接，緩沖罐的下出口通過第一換熱系統(tǒng)與主分餾塔脫過熱段相連接；所述主分餾塔的塔底出口與換熱器的冷源入口相連接，換熱器的冷源出口通過加熱爐與焦炭塔的入口相連接；所述焦炭塔的出口通過分流器分別與主分餾塔脫過熱段、換熱器的熱源入口相連接，換熱器的熱源出口與閃蒸罐的入口相連接；所述閃蒸罐的氣相物流出口與主分餾塔脫過熱段上方相連接，液相物流出口與主分餾塔的脫過熱段相連接；所述主分餾塔脫過熱段上還開設(shè)有下返塔蠟油入口。按上述方案，所述蠟油出口通過第二換熱系統(tǒng)與主分餾塔上的下返塔蠟油入口相連接。按上述方案，所述蠟油出口通過泵與第二換熱系統(tǒng)相連接。按上述方案，所述主分餾塔脫過熱段以上設(shè)置有蠟油循環(huán)、中段循環(huán)、柴油循環(huán)、頂循環(huán)回收余熱。按上述方案，所述緩沖罐的下出口通過泵與第一換熱系統(tǒng)相連接。按上述方案，所述主分餾塔的塔底出口通過泵與換熱器的冷源入口相連接。本發(fā)明還提供一種采用上述延遲焦化系統(tǒng)的延遲焦化方法，其工藝流程主要包括：(1)渣油經(jīng)過緩沖罐后分上下兩股，上股直接進(jìn)入主分餾塔脫過熱段上方，下股與第一換熱系統(tǒng)換熱升溫后進(jìn)入主分餾塔的塔底脫過熱段；(2)主分餾塔塔底油首先經(jīng)過換熱器換熱，然后經(jīng)過加熱爐升溫后進(jìn)入焦炭塔，在焦炭塔內(nèi)進(jìn)行縮合裂解反應(yīng)，反應(yīng)所得焦炭留在焦炭塔，所得高溫反應(yīng)油氣從焦炭塔出口進(jìn)入分流器進(jìn)行分流，分為兩路，其中一路直接進(jìn)入主分餾塔脫過熱段，另一路進(jìn)入換熱器換熱后進(jìn)入閃蒸罐；(3)閃蒸罐中的氣相部分進(jìn)入主分餾塔脫過熱段上方，被切割成富氣、焦化汽油、焦化柴油和焦化蠟油等不同餾分，液相部分從反應(yīng)油氣上方位置進(jìn)入主分餾塔脫過熱段洗滌反應(yīng)油氣中的重組分；(4)主分餾塔分離出的蠟油餾分經(jīng)取熱后，主要分為兩部分，一部分收集，一部分經(jīng)第二換熱系統(tǒng)換熱后返回主分餾塔脫過熱段；(5)主分餾塔的脫過熱段以上設(shè)置有蠟油循環(huán)、中段循環(huán)、柴油循環(huán)和頂循環(huán)四個(gè)側(cè)線取熱。按上述方案，所述步驟(1)渣油的上股進(jìn)料流量是總進(jìn)料量的0～0.1倍。按上述方案，所述主分餾塔塔底油的流量為渣油進(jìn)料量的1～2.5倍，溫度在300～330℃之間；經(jīng)過換熱器換熱后的溫度在330～350℃之間；經(jīng)過加熱爐升溫到495～505℃之間。按上述方案，焦炭塔所得高溫反應(yīng)油氣流量為渣油進(jìn)料量的0.7～2.2倍，溫度在420℃左右。按上述方案，所述步驟(2)中直接進(jìn)入主分餾塔脫過熱段的一路高溫反應(yīng)油氣的流量為反應(yīng)油氣總流量的0.2～0.8倍。按上述方案，所述步驟(3)中的氣相部分流量是渣油進(jìn)料量的0.7～0.9倍，大部分組成為柴油餾分以上的重餾分。按上述方案，所述循環(huán)比為0～1.5。按上述方案，本發(fā)明所述采用上述延遲焦化系統(tǒng)的延遲焦化方法的工藝質(zhì)量控制指標(biāo)為焦化汽油的ASTMD86終餾點(diǎn)不大于200℃，柴油的ASTMD86終餾點(diǎn)不大于350℃。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果是：第一，本發(fā)明采用將分餾塔脫過熱段內(nèi)的部分反應(yīng)油氣在塔外與主分餾塔塔底油換熱，塔底油溫升20℃左右，反應(yīng)油氣換后溫度控制在340～350℃，后進(jìn)入閃蒸罐，其中氣相直接進(jìn)入主分餾塔脫過熱段上方位置，液相進(jìn)入分餾塔塔底脫過熱段反應(yīng)油氣進(jìn)料口上方位置，后在塔底發(fā)生傳質(zhì)傳熱過程，該過程是將部分高溫反應(yīng)油氣與分餾塔塔底相對較低溫度的液相從直接大溫差直接混合換熱變?yōu)樾夭铋g接換熱，提高了能量利用效率，而且主分餾塔底負(fù)荷降低，有利于系統(tǒng)裝置擴(kuò)產(chǎn)和增強(qiáng)操作柔性第二，本發(fā)明將高溫反應(yīng)油氣的部分相對較輕組分，主要是柴油以上餾分閃蒸直接進(jìn)入分餾塔脫過熱段以上位置，實(shí)際操作中，可以通過調(diào)節(jié)高溫反應(yīng)油氣直接進(jìn)脫過熱段的流量來調(diào)節(jié)主分餾塔底的溫度；第三，本發(fā)明中部分高溫反應(yīng)油氣在塔外經(jīng)換熱器換熱后進(jìn)入閃蒸罐，減少脫過熱段負(fù)荷，氣相流量降低20～25％；同時(shí)，由于閃蒸后高溫反應(yīng)油氣中部分相對較輕的氣相直接從脫過熱段上方進(jìn)入主分餾塔，減少了脫過熱段的負(fù)荷，更有利于脫過熱段的傳質(zhì)傳熱過程的進(jìn)行；第四，本發(fā)明通過控制分流器換熱器的換熱量，同時(shí)有效控制直接進(jìn)入分餾塔脫過熱段上方的氣相的組成，靈活調(diào)節(jié)產(chǎn)品收益，最終實(shí)現(xiàn)高操作彈性延遲焦化新流程；同時(shí)，產(chǎn)品質(zhì)量一定和固定循環(huán)比的情況下，通過塔底油換熱器換熱進(jìn)入加熱爐前溫度上升，加熱爐負(fù)荷降低9～11％。第五，本發(fā)明中，一路高溫反應(yīng)油氣的較輕組成從脫過熱段上方進(jìn)入分餾塔，新工藝流程的側(cè)線取熱相對常規(guī)流程而言發(fā)生改變，其中柴油取熱量部分減少，原此部分物流的熱阱改用其它熱源加熱。綜上所述，與常規(guī)的靈活可調(diào)循環(huán)比延遲焦化系統(tǒng)及其工藝流程相比，本發(fā)明所述的延遲焦化系統(tǒng)及其方法，加熱爐負(fù)荷降低9～11％，塔底氣相負(fù)荷減少20～25％，具有強(qiáng)化脫過熱段傳質(zhì)傳熱、能量高效利用、降低系統(tǒng)能耗、緩解脫過熱段負(fù)荷、減緩塔底結(jié)焦等特點(diǎn)。附圖說明圖1為本發(fā)明的延遲焦化工藝流程圖，其中，1-渣油，2-緩沖罐，3-泵，4-第一換熱系統(tǒng)，5-分流器，6-高溫反應(yīng)油氣，7-加熱爐，8-閃蒸罐，9-主分餾塔脫過熱段，10-塔底油，11-進(jìn)加熱爐物流，12-閃蒸罐氣相物流，13-閃蒸罐液相物流，14-換熱器，15-蠟油產(chǎn)品，16-下返塔蠟油上進(jìn)料，17-下返塔蠟油下進(jìn)料，18-焦炭塔，19-第二換熱系統(tǒng)。圖2為實(shí)施例1中四種餾分的脫空圖，其中，a-富氣，b-焦化汽油餾分，c-焦化柴油餾分，d-焦化蠟油餾分。圖3為實(shí)施例2中四種餾分的脫空圖，其中，a-富氣，b-焦化汽油餾分，c-焦化柴油餾分，d-焦化蠟油餾分。具體實(shí)施方式為了更好地理解本發(fā)明，下面結(jié)合附圖及實(shí)施例進(jìn)一步闡明本發(fā)明的內(nèi)容，但本發(fā)明不僅僅局限于下面的實(shí)施例。如圖1所式，一種延遲焦化系統(tǒng)，包括緩沖罐2、第一換熱系統(tǒng)4、主分餾塔脫過熱段9、換熱器14、加熱爐7、焦炭塔18、分流器5、閃蒸罐8；其中，所述緩沖罐2與渣油入口相連接，且緩沖罐2的上出口與主分餾塔脫過熱段9的上方相連接，緩沖罐2的下出口通過第一換熱系統(tǒng)4與主分餾塔脫過熱段9的脫過熱段相連接；所述主分餾塔脫過熱段9的塔底出口與換熱器14的冷源入口相連接，換熱器14的冷源出口通過加熱爐7與焦炭塔18的入口相連接；所述焦炭塔18的出口通過分流器5分別與主分餾塔脫過熱段9的上方、換熱器14的熱源入口相連接，換熱器14的熱源出口與閃蒸罐8的入口相連接；所述閃蒸罐8的氣相物流出口與主分餾塔脫過熱段9的上方相連接，液相物流出口與主分餾塔脫過熱段9相連接；所述主分餾塔脫過熱段9上還開設(shè)有蠟油產(chǎn)品15出口和下返塔蠟油上進(jìn)料16的入口、下返塔蠟油上進(jìn)料17的入口。按上述方案，所述蠟油產(chǎn)品15的出口通過第二換熱系統(tǒng)19與主分餾塔脫過熱段9上的下返塔蠟油上進(jìn)料16和下進(jìn)料17的入口相連接。按上述方案，所述蠟油產(chǎn)品15的出口通過泵與第二換熱系統(tǒng)19相連接。按上述方案，所述主分餾塔脫過熱段9以上設(shè)置有蠟油循環(huán)、中段循環(huán)、柴油循環(huán)、頂循環(huán)回收余熱。按上述方案，所述緩沖罐2的下出口通過泵與第一換熱系統(tǒng)4相連接。按上述方案，所述主分餾塔脫過熱段9的塔底出口通過泵與換熱器14的冷源入口相連接。實(shí)施例1一種采用上述延遲焦化系統(tǒng)的延遲焦化方法(采用1.2Mt/a進(jìn)行核算)，如圖1所示，其工藝流程具體如下：(1)原料渣油1的流量為145t/h，經(jīng)過緩沖罐2，后與分餾塔側(cè)線第一換熱系統(tǒng)4至250℃后，分上下兩股進(jìn)入主分餾塔脫過熱段9塔底脫過熱段，流量分別為35t/h和110t/h；(2)主分餾塔脫過熱段9塔底油10流量為277t/h，溫度為325℃，經(jīng)過換熱器14與部分高溫反應(yīng)油氣換熱后溫度為341℃，換熱后的物流14經(jīng)過加熱爐7，加熱到495～505℃進(jìn)入焦炭塔18，在焦炭塔18內(nèi)進(jìn)行縮合裂解反應(yīng)，所得焦炭留在焦炭塔18內(nèi)，所得高溫反應(yīng)油氣6的流量為240t/h，溫度為420℃，從焦炭塔18出口進(jìn)入分流器5進(jìn)行分流，分為兩路，其中一路流量約為190t/h的高溫反應(yīng)油氣直接進(jìn)入主分餾塔脫過熱段9脫過熱段，另一路高溫反應(yīng)油氣進(jìn)入換熱器14，在換熱器14內(nèi)與主分餾塔脫過熱段9塔底油小溫差間接換熱，換熱后溫度約為344℃，然后進(jìn)入閃蒸罐8；(3)閃蒸罐中的氣相物流12的大部分組成為柴油餾分以上，流量約為36t/h，進(jìn)入主分餾塔脫過熱段9上方，被切割成富氣、焦化汽油、焦化柴油和焦化蠟油等不同餾分，液相物流13從通入主分餾塔脫過熱段9的高溫反應(yīng)油氣的上方位置進(jìn)入脫過熱段，洗滌高溫反應(yīng)油氣中的重組分；(4)主分餾塔分離出的蠟油餾分經(jīng)取熱后，主要分為兩部分，一部分收集出裝置，一部分經(jīng)第二換熱系統(tǒng)換熱后返回主分餾塔，16為蠟油下返塔餾分取熱后上進(jìn)料，17為下返塔蠟油下進(jìn)料；(5)主分餾塔的脫過熱段以上設(shè)置有蠟油循環(huán)、中段循環(huán)、柴油循環(huán)和頂循環(huán)四個(gè)側(cè)線取熱，循環(huán)比為0.91。以上構(gòu)成了本實(shí)施例的新型工藝流程。工藝質(zhì)量控制指標(biāo)為焦化汽油的ASTMD86終餾點(diǎn)不大于200℃，柴油的ASTMD86終餾點(diǎn)不大于350℃。本實(shí)施例中，閃蒸罐氣相物流12、液相物流13和主分餾塔脫過熱段9上方上升氣相物流數(shù)據(jù)見表1。表1閃蒸罐氣相物流、液相物流和主分餾塔脫過熱段上方上升氣相物流數(shù)據(jù)延遲焦化裝置系統(tǒng)的能耗重點(diǎn)為加熱爐7，加熱爐出口溫度受縮合裂解反應(yīng)過程限制，固定在495～505℃之間，因此在循環(huán)比一定時(shí)，加熱爐的負(fù)荷由進(jìn)入加熱爐的主分餾塔塔底油的溫度決定。在同樣的進(jìn)料和產(chǎn)品質(zhì)量下，將本實(shí)施例工藝流程與常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程進(jìn)行比較，主分餾塔脫過熱段上方的側(cè)線取熱和進(jìn)加熱爐物流參數(shù)發(fā)生變化，如表2和表3所示。表2主分餾塔的側(cè)線取熱對比表3進(jìn)加熱爐物流參數(shù)對比參數(shù)常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比流程實(shí)施例1溫度/℃324341流量/t·h-1277277由表3可知，本實(shí)施例所述工藝流程與常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程相比，進(jìn)加熱爐負(fù)荷上升16℃，減少加熱爐負(fù)荷約2600MW，與此同時(shí)，主分餾塔側(cè)線取熱發(fā)生變化，總?cè)釡p少約2600MW；特別是由于從閃蒸罐來的氣相物流12的主要組成為柴油以上較輕餾分，其中柴油的取熱比例從25.51％降到17.01％；總體結(jié)果是加熱爐負(fù)荷降低了約9.9％。與此同時(shí)，本實(shí)施例所述新工藝減少的原來用作加熱原料的柴油取熱需用其他熱源代替，如3.5MPa蒸汽等。表4為常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比流程與本實(shí)施例所述新工藝流程的主分餾塔脫過熱段負(fù)荷的比較。本實(shí)施例所述新的工藝流程中，由于閃蒸罐來的氣相未經(jīng)過脫過熱段直接進(jìn)入脫過熱段上方，脫過熱段負(fù)荷從273t/h降至259t/h，特別是氣相負(fù)荷由240t·h-1減少190t·h-1，減少了21％。表4主分餾塔脫過熱段負(fù)荷比較項(xiàng)目常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比流程實(shí)施例1進(jìn)入脫過熱段的氣相負(fù)荷/t·h-1240190進(jìn)入脫過熱段的液相負(fù)荷/t·h-1273259相對于常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程，本實(shí)施例工藝流程降低了加熱爐負(fù)荷約9.9％，降低脫過熱段氣相負(fù)荷約21％。實(shí)施例2本實(shí)施例采用1.0Mt/a延遲焦化裝置系統(tǒng)進(jìn)行核算，工藝流程如圖1所示，本實(shí)施例具體工藝流程與實(shí)施例1基本相同，操作條件的不同之處在于：原料渣油的進(jìn)料為120t/h，換熱后進(jìn)加熱爐的溫度為255℃；循環(huán)比為1。本實(shí)施例中，閃蒸罐氣相物流12、液相物流13和主分餾塔脫過熱段9上方上升氣相物流數(shù)據(jù)見表5。表5閃蒸罐氣相物流、液相物流和脫過熱段上方上升氣相物流數(shù)據(jù)在同樣的進(jìn)料和產(chǎn)品質(zhì)量下，將本實(shí)施例工藝流程與常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程進(jìn)行比較，主分餾塔脫過熱段上方的側(cè)線取熱和進(jìn)加熱爐物流參數(shù)發(fā)生變化，如表6和表7所示。表6主分餾塔的側(cè)線取熱對比表7進(jìn)加熱爐物流參數(shù)對比參數(shù)常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程實(shí)施例2溫度/℃328346流量/t·h-1240240由表7可知，本實(shí)施例所述工藝流程與常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程相比，進(jìn)加熱爐負(fù)荷上升18℃，減少加熱爐負(fù)荷約2500MW，與此同時(shí)，主分餾塔側(cè)線取熱發(fā)生變化，總?cè)釡p少約2500MW；特別是由于從閃蒸罐來的氣相物流12的主要組成為柴油以上較輕餾分，其中柴油的取熱比例從30.1％降到21.7％；總體結(jié)果是加熱爐負(fù)荷降低了約10.8％。與此同時(shí)，本實(shí)施例所述新工藝減少的原來用作加熱原料的柴油取熱需用其他熱源代替，如3.5MPa蒸汽等。表8為常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程與本實(shí)施例所述新工藝流程的主分餾塔脫過熱段負(fù)荷的比較。本實(shí)施例所述新的工藝流程中，由于閃蒸罐來的氣相未經(jīng)過脫過熱段直接進(jìn)入脫過熱段上方，脫過熱段負(fù)荷從235t/h降至233t/h，特別是氣相負(fù)荷由198t·h-1減少149t·h-1，減少了24.7％。表8分餾塔脫過熱段負(fù)荷比較項(xiàng)目常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程實(shí)施例2進(jìn)入脫過熱段的氣相負(fù)荷/t·h-1198149進(jìn)入脫過熱段的液相負(fù)荷/t·h-1235233相對于常規(guī)靈活可調(diào)循環(huán)比工藝流程，本實(shí)施例工藝流程降低了加熱爐負(fù)荷約10.8％，降低脫過熱段氣相負(fù)荷約24.7％。綜上所述，通過實(shí)施例對本發(fā)明提出的一種延遲焦化系統(tǒng)及其方法的工藝流程，特別是主分餾塔脫過熱段的傳質(zhì)傳熱流程進(jìn)行了描述，本領(lǐng)域技術(shù)人員可在本
發(fā)明內(nèi)容、思路和范圍內(nèi)對本發(fā)明所述的工藝參數(shù)、結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和技術(shù)方法進(jìn)行或適當(dāng)變更與組合，來實(shí)現(xiàn)本發(fā)明構(gòu)思。以上所述僅是本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，應(yīng)當(dāng)指出，對于本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員來說，在不脫離本發(fā)明創(chuàng)造構(gòu)思的前提下，還可以做出若干改進(jìn)和變換，這些都屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。當(dāng)前第1頁1 2 3