中国石化武汉分公司
3.5MPa蒸汽（t） 86 1.0MPa蒸汽（t） 458 160 150 0.615 1.34 0.25 10 10 0.17 0.085 0.885 0.885 20085.48 24786.33 17948.72 2600 2600 1950 802 2700 1625 1625 1950 150 1.34 13760 68700 200471.55 40.2 43267.5 2130 3730 4512.99 3937.88 10226.175 0 502.137 619.65825 6102.5648 5155800 10566400 5475600 2354672 807300 1021865 0 -14077.05 68100 241.2 25435901.15 电Kw/h-1 325970 30 173070 213 373 26547 46328 新鲜水（t） 循环水（t） 除氧水（t） 软化水（t） 净化风（Nm） 非净化风（Nm） 3330.7MPa氮气（Nm） 11555 2.2MPa氮气（Nm） 缓蚀剂（t） 破乳剂（t) 消泡剂（t) 30.025 0.025 0.34 1983 4064 2808 2936 299 628.84 -7.219 454 180 产出 汽油（t） 柴油（t） 蜡油（t） 焦炭（t） 液化气（t） 干气（t） 酸性气（t） 甩油+损失（t） 自产蒸汽（t） 凝结水（t） 总效益 含硫污水 395 5166525.49 需要说明的是，计算过程中未考虑人工成本及设备折旧费用，含硫污水及含油污水的排放也未计算在内。需要说明的是：产品单价均为内部结算价格，与实际价格有一定差距，尤其是焦化液态烃经脱硫醇后做为商品液化气送出，单价仅为2700元/吨,明显偏低。对比120万吨/年的标定数据。见表7。
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表7 改造前效益计算
消耗 项目 常顶气（t） 瓦斯（t） 数量 原料（t） 9977 156 192.271 单价（元/吨） 总价（元） 1500 1625 1625 160 150 0.615 1.34 0.25 10 10 0.17 0.085 0.885 0.885 2600 2600 1950 802 2700 1625 1625 1950 150 1.34 14965500 253500 312440 25120 103650 169349.6 0 38120.25 4090 1600 2172.26 3933.2 10718.2 3838.2 3819400 6918600 4134000 2144548 858600 286000 8775 766350 27300 71.02 3069612 18963644 合计（元） 15894032 3.5MPa蒸汽（t） 157 1.0MPa蒸汽（t） 691 电Kw/h-1 275365.2 0 152481 409 160 12778 333新鲜水（t） 循环水（t） 除氧水（t） 软化水（t） 净化风（Nm） 3非净化风（Nm） 46273 0.7MPa氮气（Nm） 12111 2.2MPa氮气（Nm） 4337 产出 汽油（t） 柴油（t） 蜡油（t） 焦炭（t） 液化气（t） 干气（t） 酸性气（t） 甩油+损失（t） 自产蒸汽（t） 凝结水（t） 含硫污水（t） 总效益 1469 2661 2120 2674 318 176 5.4 393 182 53 427 在相同的计算条件下，对比2#焦化装置在改造前后的标定数据，在3天的标定期间，从装置的产、耗数据比较来折算总效益为306.9万元，其单位加工量效益为307.67元/吨，改造后单位加工效益提高了近100元/吨，提高了约30%，说明改造后经济效益明显。分析原因一方面改造后产品分布发生变化,轻收和液收增加，焦炭收率减少，经济收益增加。另一方面能耗较改造前降低较多。
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5 结论
（1）采用定向反射炉技术在我公司2#焦化装置加热炉应用效果明显，改造后的加热炉效率提高到92%以上，炉管外壁温度降低，火焰燃烧稳定，无添管情况出现，同时促进了渣油裂解反应深度。装置液体产品收率提高，产品合格，生产能耗下降，经济效益显著；
（2） 在完成消除瓶颈适应性改造后，全装置加工能力达到 设计要求，压缩机、高压水泵、辐射泵、富气压缩机等关键设备均能够匹配，新上设备运行正常，均达到设计要求；
（3） 因原料油进装置温度偏低，换热终温难以达到设计要求， 分馏塔蒸发段温度较高，且蜡油下循环洗涤量过小，循环油量难以调节，一定程度影响了加热炉瓦斯耗量和全装置的能耗，还需要对生产进一步优化和技术改造。
（4） 提高装置处理量后，焦炭塔油气气速和油气中携带的焦粉含量增大。需对目前处理量下的焦炭塔泡沫层高度进行控制，适当加大消泡剂注入量，同时考虑加注具有降低生焦高度功能的助剂。 （5） 增上自动底盖机后，因除焦口全封闭，在除焦完成后不便于检查油气进料入口结焦情况,为保证长周期安全运行和装置平稳需要，计划下次检修在管线上增加三通进料短接。
（6）在本次改造中仅更换了风机电机，靠提高风机转速满足加热炉负荷提高的要求，存在一定的卡边现象，风机震动加大，还需进行加固或更换。
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参考文献 1. 2. 3. 4.
瞿国华.延迟焦化工艺与工程.中国石化出版社 中国石化总公司标准：《炼油厂管式加热炉设计技术规范》SHJ1035-84，1984 肖家治《焦化炉工艺校核方法地研究》炼油设计，2001，31（10） 郑战利《我国大型延迟焦化炉开发研究方向》，中国石化延迟焦化技术交流暨第二届焦化年会报告论文集，2005
作者简介：肖翔，高级工程师，1991年毕业于浙江大学化学工程与工艺专业，
现任中石化武汉分公司技术处高级主管，从事技改及科技项目管理工作。
附：标定期间主要操作条件
标定期间主要操作条件
项目
热渣油进料量 冷渣油进料量 原料油换热终温 分馏塔顶温度 分馏塔塔顶压力 蜡油集油箱温度 蜡油上回流温度 蜡油下回流温度 蒸发段温度 油气入塔温度 重蜡油返分馏塔流量 分馏塔底温度 A路分支流量 B路分支流量 C路分支流量 D路分支流量 A路辐射出口温度 B路辐射出口温度 C路辐射出口温度 D路辐射出口温度 辐射出口总管压力 辐射出口总管温度
单位
t/h t/h ℃ ℃ MPa ℃ ℃ ℃ ℃ t/h t/h ℃ t/h t/h t/h t/h ℃ ℃ ℃ ℃ MPa ℃
数据
140 38 297 115 0.1 375 220 270 415 418 11 310 58 58 58 58 494 496 496 495 0.30 489
项目
烟气出引风机压力 空气出预热器温度 烟气入预热器温度 烟气出预热器温度 辐射室顶温度 辐射室顶温度 炉用瓦斯流量(A) 炉用瓦斯流量(B) 炉用瓦斯压力 烟气排出温度 加热炉氧含量 富气至吸收塔流量 吸收塔顶压力 脱吸塔底温度 脱吸塔顶温度 脱吸塔顶压力 稳定塔底温度 稳定塔顶温度 稳定塔顶压力 塔顶回流罐压力 干气脱硫塔压力 液化气出装置压力
单位 数据
Pa ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Nm3/h Nm3/h MPa ℃ % Nm3/h MPa ℃ ℃ MPa ℃ ℃ MPa MPa MPa MPa
-160 302 280 116 701/694 705/720 1650 1655 0.40 115 2.0 17000 1.13 139 74 1.28 149 47 0.95 0.93 0.99 1.4