CN1025607C - 乙烯裂解炉 - Google Patents

Abstract

该裂解炉能裂解从轻质的拨头油至重质的常压二、三线柴油及加氢尾油。对流段为适应不同裂解原料采用多点一次注汽技术，并配备高效低压降混合器；辐射段的炉管构型为2-1-1三程分枝变径管，具有高温、短停留时间、低烃分压和高生产能力的特点。

Description

本发明涉及石油化工烃类裂解设备-管式裂解炉。该炉能适应从轻质的拔头油至重质的常压二、三线柴油及加氢尾油的裂解。

工业上制取不饱和烯烃（乙烯、丙烯、丁二烯和丁烯）及伴生的芳烃（苯、甲苯、乙苯、二甲苯和苯乙烯），通常把原料烃类物质和按一定质量比例的稀释蒸汽一起进入管式裂解炉进行热裂解反应。这是，目前世界上普遍采用的方法。

这种烃类裂解的管式裂解炉由对流段，辐射段、燃烧器、炉体（包括炉架）及裂解气急冷废热锅炉五部份组成。常用的烃类裂解炉的对流段稀释蒸汽入口是根据不同的烃类原料选择一个加入口，一次加入。稀释蒸汽与烃类原料混合，并在对流段加热至横跨温度（物料横跨温度指物料进入辐射段裂解炉管的温度，烟气横跨温度指烟气离开辐射段的温度）进入辐射段裂解炉管进行热裂解反应。辐射段裂解炉管采用等径单程管或分枝等经多程管或分枝变径多程管，在裂解炉膛内呈单排或双排排列，采用单面辐射或双面辐射的加热形式。对不同的烃类原料或相同的烃类原料，根据不同的工艺条件可以获得相同或不同的效果。

由于烃类物质的高温裂解（通常裂解反应温度在750～870℃之间）是一个强烈的吸热反应，反应热要由裂解炉管外部的炉膛内大量燃烧燃料来提供。从理论分析和实验结果可知，如果反应的停留时间越短，烃分压越低，反应温度越高，则乙烯产率就越高。因此，辐射段炉管的基本构型代表着某种裂解技术的关键特征。但是，在短停留时间、低烃分压和高温的基本原则下，还需根据对裂解产物分布的要求，适当选择裂解深度，即实用裂解深度。若超过最高实用裂解深度，将会造成热量回收系统严重堵塞或乙烯产率达到最高点后发生下降现象。

裂解炉中对流段的设计面临的主要难题是：原料多样化（即灵活 性）和重质化。现有美国鲁姆斯（Lummus）公司的SRT-Ⅳ型炉、荷兰KTI公司的GK-Ⅴ型炉和美国Kellogg公司的毫秒炉，均增加了可调节的（采用中间注水）高压蒸汽过热区段，这样原料灵活性有所提高，但只能适应拔头油至煤柴油，美国鲁姆斯（Lummus）公司的SRT-Ⅲ型炉上能适应石脑油和煤柴油，联邦德国林德（Linde）公司推出的二次注汽技术的对流段布局，据称是专为重质油裂解，但至今只有裂解加氢裂化柴油的实例。

以上炉型在对流段一般都存在环状流和雾状流，所以管内壁易结焦，这是，因为裂解原料油一般馏份较宽，在裂解炉对流段从开始汽化到全部汽化，要经历一个汽/液两相流的过程，较轻的馏份先汽化，较重的馏份留在液相，容易结焦的组份就包含在重馏份中。汽相流动快，液相流动慢。随着不断加热升温，汽化率不断增加，液相量不断减少，其中易结焦组份浓度越来越高，液相粘度越来越大，液相流动更加缓慢，最终将滞留在管壁上，在管外烟气烘烤下变成焦炭，这种现象在环状流状态尤为严重。

裂解炉中辐射段炉管的构型是多样的，其目的为了提高乙烯的产率。美国鲁姆斯（Lummus）公司在六十年代末期开发出SRT-Ⅱ型炉，其辐射段炉管构型为4-2-1-1-1-1六程分枝变径管，第一管程的四根管子的内径为63毫米，第二管程的二根管子的内径为97毫米，第三至第六管程的管子内径均为151毫米，直管段长h～9.6米，裂解反应的停留时间约0.47秒;在七十年代后期又推出SRT-Ⅲ型炉，其辐射段炉管基本构型为4-2-1-1四程分枝变径管，第一管程的四根管子的内径为63.4毫米，第二管程的二根管子的内径为89.2毫米，第三至第四管程的管子的内径均为146.2毫米，直管段长度h～12.8米，裂解反应的停留时间约0.38秒;在八十年代里继而又推出SRT-Ⅳ（HS）型炉，其辐射段炉管基本构型为8-1或7-1二程分枝变径管，第一管程的八根或七根管子的内径为43毫米，第二管程的管子内径为121毫米， 直管段长度h～12米，裂解反应的停留时间为0.2秒。美国斯东-惠勃司特（Stone    ￡    Webster）公司开发出辐射段炉管的构型是比较典型的W型炉管，是四程单枝变径管第一管程的管子内径为63.5毫米，第二管程的管子内径为73.3毫米，第三管程的管子内径为82.6毫米，第四管程的管子内径为88.9毫米，直管段长度h～10米，裂解反应停留时间约0.31秒。美国布朗（Braun）公司在1985年推出HSLR型裂解炉，其辐射段炉管的基本构型为2-1二程分枝变径管，第一管程的二根管子的内径为43.2毫米～48.3毫米，第二管程的管子内径为58.4～66毫米，直管段长度h～10.67米，裂解反应停留时间约0.2秒。

从以上五种类型的裂解炉可看出，SRT-Ⅲ型炉的停留时间（0.38秒）比SRT-Ⅱ型炉的停留时间（约0.47秒）约短0.1秒，因而SRT-Ⅲ型炉的乙烯产率比SRT-Ⅱ型炉要高1-2个重量百分点，而SRT-Ⅳ（HS）型炉和布朗的HSLR型炉的停留时间（约0.2秒）又比SRT-Ⅲ型炉短0.18秒左右，在理论上乙烯产率将可提高2-3个重量百分点。所以说，SRT-Ⅱ型炉和SRT-Ⅲ型炉，还有斯东-惠勃司特（S.W）的W型炉（停留时间约0.31秒）在乙烯产率方面不及SRT-Ⅳ（HS）型炉和布朗的HSLR型炉。

要实现高温、短停留时间，可用缩短辐射段炉管有效程长度和缩小炉管管径的办法。但为了保持足够的传热面积，为此应该兼顾，因为细管径的比表面积大，有利于传热。除了使用小管径之外，在炉管前段采用几根分枝管并联，进一步增加比表面积，例如SRT-Ⅳ（HS）型炉和布朗的HSLR型炉。

这种小管径炉管存在着一些不足之处：

（1）单组炉管生产能力低，如果要达到与大管径炉的同样规模，炉管组数将大大增加，不但耐热合金刚用量增加，而且因炉膛长度增长使建炉费用也增加。

（2）小管径炉结焦敏感性比较突出，因而运行周期缩短，例如毫秒炉运行周期一般仅7-10天（裂解反应停留时间在0.1秒左右），SRT-Ⅳ（HS）和HSLR型炉其周期也在20-30天左右。而大管径的SRT-Ⅱ、Ⅲ型可达40-60天。小管径炉运行周期短，带来了清焦工作的频繁，对生产管理和设备维修不利，费用增加。

（3）小管径炉管，一般来说烃分压比大管径要高，特别在裂解反应物中的乙烯、丙烯、其他烯烃浓度已较高的炉管区内，这种影响因素会造成选择性差，即产物中甲烷和氢的量增加，乙烯和丙烯的产率下降。

（4）SRT-Ⅳ型炉和HSLR型炉由于炉管管束或炉管组比大管径炉管组多得多，这样在炉膛内燃烧器的排布对每组或每束管的直接辐射将会发生不均匀现象，正面直接辐射所得的辐射能要高于斜射，造成各组炉管，在相同管程上造成热量不均匀传递，因而使各组炉管的裂解深度不一，有的会偏深，有的还没有达到预定深度。局部偏深的炉管则易结焦，从而造成反应物在各组炉管内不均匀分流，影响整台裂解炉运行周期和乙烯产率。

而大管径炉管也存在某些缺陷：

（1）S.W的W型炉管的构型在前段上仅采用变径而没有采用分枝，反应物加热升温速率不及分枝来得快，因而在达到相同转化率条件下，反应物的当量停留时间就比分枝来得大些，乙烯产率自然也比不上分枝变径管型。

（2）SRT-Ⅱ、Ⅲ型炉管的构型虽然在前段上采用分枝变径，但是在后段的炉管上均采用非变径炉管，特别当反应所得乙烯、丙烯和其它烯烃相当高的炉管内，随着反应物体积膨胀，压力降梯度也增加，无疑使烃分压在反应区增加，这样将对烯烃产率有不利影响，而使副产物如甲烷、氢等增加。

本发明的目的之一，在于针对现有裂解炉对流段在技术上存在的 问题，提出多点一次注汽技术和配置高效低压降混合器，使对流段不出现不稳定环状流和雾状流，能适应从轻质的拔头油至重质的常压二、三线柴油及加氢尾油等多种原料油而不结焦。

本发明的目的之二，在于避免上述现有技术中的不足之处，运用乙烯裂解数学模型，筛选出新的裂解炉辐射段炉管的构型为2-1-1三程分枝变径管，该构型炉管具有高温、短停留时间、低烃分压，从而有乙烯收率高和生产能力高的特点。

本发明的任务是这样实现的：炉型为管式（门式）裂解炉。对流段根据原料油不同，采用多点（一种原料一个注汽点）一次（一次注入全部稀释蒸汽）注汽技术。方法是将不同的原料油，先预热到各自特定的温度（这个温度与原料油预热区段的不同位置相对应，这个不同位置，就是各个注汽点），然后，将过热到一定温度的稀释蒸汽在特殊（高效低压降）的混合器内一次注入。辐射段炉膛高度为8～14.8米，宽度为2.3～3.3米，长度可根据裂解炉生产能力来决定;辐射段炉管构型为2-1-1三程分枝变径管，对于年产1～1.5万吨乙烯的裂解炉，在辐射段内仅需设置四组2-1-1型炉管，整个炉管排直立单排挂在辐射段炉膛的正中央（纵向）。每二组2-1-1炉管在炉出口处合并为一个流出管口，直接接入一台大口径套管式急冷换热器（又称废热锅炉）。辐射段两侧墙上均匀、对称配置热风旋涡式燃气燃烧器（烧咀），底部装有热风油气混合燃烧器。若要求更大生产能力的单台炉，则需相应地增加炉管管组。2-1-1三程分枝变径管的内管径-第一管程的二根管子为46～69毫米，第二管程的管子为65～109毫米，第三管程的管子为67～120毫米。炉管直管段长度h为7～13米。炉管材质选用HP40（含W.Nb）。

附图的图面说明如下：

图1直立（门式）管式裂解炉示意图，图中：（A）辐射段，（B）辐射段炉管，（C）对流段，（D）第一急冷换热器，（E）第二急冷换热器，（F） 高压汽包，（G）侧壁烧咀，（H）底部烧咀。

图2对流段示意图，图中：空气（A）经空气预热器（APH）加热后的热空气（A1）去燃烧器;裂解原料油（B）来自炉外;高压给水（C）来自炉外，经锅炉给水预热器（BFW）预热的水（C1）去高压汽包;稀释蒸汽（D）来自炉外;超高压饱和蒸汽（E）来自高压汽包，经高压蒸汽过热器（HPSH-1）过热后，与来自炉外的高压给水混合后入高压蒸汽过热器（HPSH-2）过热后的超高压过热蒸汽（F）去炉外，裂解原料油最后经高温预热器（HTC）加热后去辐射段（G）;（K）为高温烟气。

图3为2-1-1三程分枝变径管，图中：φa为第一管程的二根管子，φb为第二管程的管子，φc为第三管程的管子。

图4为N型炉管基本构型示意图，图中：E为裂解原料油由炉底进入，F为裂解气从炉顶处流出。

图5为

型炉管基本构型示意图，图中：E为裂解原料油由炉顶进入，F为裂解气从炉底处流出。

图6为炉管组与炉膛内两侧墙上的燃烧器配置示意图，图中：（A）为四组2-1-1型炉管，（B）为两侧墙上的燃烧器。

本发明下面将结合附图作进一步详述：

图1为直立（门式）管式裂解炉，它是由辐射段（A），辐射段炉管（B），对流段（C），第一急冷换热器（D），第二急冷换热器（E），高压汽包（F），侧壁烧咀（G）和底部烧咀（H）等组成。

图2为对流段示意图，在对流段设置了超高压蒸汽过热区段（HPSH），使裂解炉（包括急冷换热器（TLX）成为一个独立的蒸汽系统，缓和了界外蒸汽管网压力波动对装置的影响。原料不同，超高压蒸汽过热区段（HPSH）的热负荷差异甚大，因此将超高压蒸汽过热区段（HPSH）分为二段，即HPSH-1和HPSH-2用注水方式进行调节。最后一个区段是空气预热区段（APH），它与热风燃烧器配套，为裂解炉燃烧器提供热的燃烧空气，是炉区节解的重要手段之一。关键部分就是针对一台裂解炉 要适应从拔头油到减压柴油（VGO）和加氢裂化柴油等多种原料而采用多点（图2只表示了二个注汽点，其它，可以根据原料范围调整注汽点个数）一次注汽技术。如果原料是较轻的拔头油或石脑油，则在原料低温加热区段（LTC）出口注入稀释蒸汽;虽然油品干点较低，但原料低温加热区段（LTC）的出口温度也较低，且原料低温加热区段（LTC）内有压力，所以混合器（L）内的原料油不会汽化。在混合器（L）内注入全部稀释蒸汽，进行减压闪蒸，原料油将全部汽化。如果原料是减压柴油或加氢裂化柴油等重质料，则在原料中温加热区段（MTC）出口的混合器（H）注入稀释蒸汽;由于油品干点高，且在原料中温加热区段（MTC）出口中保持一定压力，虽然（MTC）出口温度较高，但仍为液相。在混合器（H）中注入全部稀释蒸汽，进行减压闪蒸。由于原料油温度高，热焓也高，而且分子量大，烃分压更低，出混合器（H）的原料油，基本能全部汽化，再进入原料高温预热热区段（HTC），在（HTC）区段，只要温度不超过允许的横跨温度，就不会结焦，若投常压（AGO）柴油，则可另设一混合器（M）（图2中没有画出），常压柴油（AGO）从（MTC）区段中部出炉，与过热的稀释蒸汽一起进入混合器（M），全部汽化后再返回（MTC）区段下部继续加热，最后在原料高温加热区段（HTC）加热到横跨温度。当然，投常压柴油（AGO）时可不启用混合器（M），而在温合器（H）中注入稀释蒸汽也是可行的。这时，在（MTC）区段下部管排排出的原料油将开始汽化，但由于压力仍较高，所以汽化率很低，两相流型为鼓泡流和节状流，液汽比高，不易结焦。

辐射段炉管构型为2-1-1三程分枝变径管（见附图3）在辐射段内设置四组2-1-1型炉管，整个裂解炉管直立单排挂在辐射段炉膛纵向的正中央。每二组2-1-1炉管在炉出口处合并为一个流出管口（见附图4和附图5），直接与一台大口径套管式急冷换热器（又称废热锅炉）相连。辐射段两侧墙上均匀，对称配置热风旋涡式燃气燃烧器，底部装有热风油气混合燃烧器。由于辐射段炉膛设计合理和燃烧器配置适 当，为裂解炉管提供于均匀高温环境，从而保证了裂解反应在最佳条件下进行。本发明的炉管构型在布置上有二种型式：（a）N型（见附图4），E为裂解原料由炉底进入;F为裂解气从炉顶处流出，该型式适宜于重质烃（如加氢尾油，减压柴油）原料的裂解。（b）

型（见附图5），F为裂解气从炉底处流出E为裂解原料由炉顶进入，该型式适宜于轻质烃或常压柴油原料的裂解。每程炉管都采用园形规则管，材质采用HP40（含W，Nb）。

炉管管经范围：

图3中φa、φb、φc均为管子内径

第一管程的φa为46～69毫米，优选范围52～63毫米。

第二管程的φb为65～109毫米，优选范围79～91毫米。

第三管程的φc为67～120毫米，优选范围84～106毫米。

炉管直段长度h为7～13米，优选范围8～12米。

图6为炉管组与炉膛内两侧墙上的燃烧器均匀、对称配置示意图，图中A为四组2-1-1型炉管，B为两侧墙上的燃烧器。

三程炉管的各程主导作用分别是快速升温、等温裂解和深度裂解。

第一程为二个分枝炉管，具有比表面积大、传热系数大、炉管热强度高的特点，有利于反应物迅速提高到一个适宜的裂解反应温度。分枝数和比表面积能满足在相当短时间内把反应物的温度升至“等温温度”区域内。当然，反应物在这一程内还伴随发生浅度裂解反应。

第二程为“等温反应”段，由于反应物浓度高、温度高，则反应速度快，所需反应热与管壁提供的热量持平，温度基本不变，这一程反应炉管是把上游二个分枝管内的物料汇流在一个较大管径的炉管内进行“等温反应”，且使管外传递的热量能足够供给反应所需的反应热。

第三程为深度裂解区段，在第二程炉管之后再加大炉管管径。该程中，反应物浓度已明显降低，产物中烯烃含量不断增加，采用再加 大管径，有利于降低烃分压，抑制或减缓二次反应对烯烃产率的不利影响。同时，也增加了传热表面，提高了反应温度，以便于进一步提高转化率。

本发明相比现有技术具有如下优点：

一、对流段

1、对不同原料采用多点一次注汽技术，使各种裂解原料在注入稀释蒸汽以前均不汽化，处于液相状态，裂解原料在混合器内注入稀释蒸汽后，基本上已全部汽化，然后进入高温预热区段，继续加热到横跨温度。

2、温合器的低压降，即使稀释蒸汽汽泡在0.6MPaG就可满足要求。

3、采用多区段对流换热，热效率高。

二、辐射段

1、本发明的2-1-1型炉管管径介于大管径与细管径之间，不但在裂解工艺上可实现高温、短停留时间、低烃分压，而且还具备单组炉管生产能力大的特点。

2、乙烯收率比SRT-Ⅱ、Ⅲ型炉，S.W.的W型炉，高2-3个重量百分点。

3、烃分压低，选择性高。

4、炉管组与炉膛内的燃烧器相对位置排布均匀、对称，为裂解炉炉管提供了均匀高温环境，从而保证了裂解反应在最佳条件下进行。

本发明已用于中国石油化工总公司高桥石化公司化工厂“万吨乙烯新型裂解炉上。通过对大庆轻柴油、石脑油、拔头油工业运行结果与国外八十年代先进炉型比照表明：（见表1）

（1）在对流段上各项工艺指标都达到或超过预定值，实测结果烟气排烟温度在100℃左右，烟气中含氧量在2%左右，炉壳外壁温度在65℃左右，全炉热效率在94.2%左右，比近代先进炉提高2%的效率。

（2）辐射段中因本发明炉管构型先进，经过实际运行的测式，乙烯收率超过了设计指标，并且也超过了国外八十年代先进指标。

（3）以大庆轻柴油为例，本发明的乙烯收率为29.44%（重量），比S.W的W型炉设计值高出约7个重量百分点。

以大庆石脑油为例，本发明的乙烯收率在31.87%以上，比鲁姆斯（Lummus）公司的SRT-Ⅲ型炉高出了3.4个重量百分点。

以大庆拔头油为例，本发明的乙烯收率在37.4%以上，比KTI公司的GK-Ⅴ型炉高出4.5个重量百分点。

（3）本发明全炉运行周期在45天以上。

以上本发明的实际指标均达到和超过了国外八十年代的先进裂解炉的技术指标。

续表1

Lummus    S.W.    KTI

SRT-Ⅲ（询价）    W设计值    GK-Ⅴ（89年）

裂解原料油    大庆石脑油    大庆AGO    大庆拔头油

原料油入炉量    吨/时    22.46

稀释蒸汽/原料烃    0.70    0.5

物料横跨温度    ℃    549

炉出口温度    ℃    781

实际停留时间    S.    0.304

主    氢    0.91    0.58    1.04

要    甲烷    16.07    9.67    17.03

产    乙烯    28.40    24.76    32.86

品    丙烯    12.90    15.31    18.72

分    丁二烯    4.60    5.40

布    B.T.X.    12.45    9.58

（wt%）

Claims (6)

1、一种用于裂解烃类制取乙烯、丙烯的裂解炉，它是由炉体、对流段、辐射段、燃烧器、急冷换热器和高压汽泡组成，其特征在于：

a.在对流段根据原料适用范围的要求，配备多个高效低压降混合器，一次注入稀释蒸汽；

b.辐射段炉管构型为2-1-1三程分枝变径管，每程管内径依次增大，第一管程管内径为46～69毫米，第二管程管内径为65～109毫米，第三管程管内径为67～120毫米；

c.辐射段炉管构型为2-1-1三程分枝变径管的直管段长度为7～13米。

d.辐射段炉管组二组2-1-1结合，直立单排挂在炉膛的纵向正中央；

e.辐射段纵向两侧炉墙上均匀、对称配置热风旋涡式燃气燃烧器，底部装有热风油气混合燃烧器。

2、根据权利要求1所述的裂解炉，其特征在于：裂解炉管构型为2-1-1三程分枝变径管第一管程的管内径为52～63毫米，第二管程的管内径为79～91毫米，第三管程的管内径为84～106毫米。

3、根据权利要求1所述的裂解炉，其特征在于：辐射段炉管构型为2-1-1三程分枝变径管的直管段长度为8～12米。

4、根据权利要求1所述的裂解炉，其特征在于：2-1-1三程分枝变径管的炉管构型在布置上一种型式为裂解原料由炉底进入，裂解气从炉顶流出。

5、根据权利要求1所述的裂解炉，其特征在于：2-1-1三程分枝变径管的管构型在布置上另一种型式为裂解原料由炉顶进入，裂解气从炉底流出。

6、根据权利要求1所述的裂解炉，其特征在于：在对流段的超高压蒸汽过热区段设置调温注水装置。

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