常减压加热炉降低能耗提高热效率的专项措施.doc

常减压加热炉减少能耗、效提高热率办法一、 常、减压炉简介常压蒸馏塔进料加热炉简称常压炉，减压蒸馏塔进料加热炉简称减压炉，它们同属于蒸馏型加热炉。原油或拔头油经换热后进入常压炉加热至365370进常压塔进行常压蒸馏，常压塔底重油经泵送入减压炉加热至400进减压塔进行真空蒸馏。1. 炉型普通蒸馏炉，当热负荷不不不大于30MW时，优先选用辐射-对流型圆筒炉，当热负荷不不大于30MW时，普通选用立管立式炉或立管双室箱式炉。新设计常减压装置，少则800万吨/年，多则12001500万吨/年。常压炉热负荷普通在75120MW，因而新建常压炉都不用圆筒炉，而用双室或多室箱式炉。除非采用双胞胎炉型，即两个圆筒形辐射室，顶一种对流室。底烧时，立管炉炉管与火焰平行，每一根炉管都要通过高温区；卧管炉炉管与火焰垂直，只有某些炉管处在高温区。两者比较起来，前者支撑炉管高合金管架少，投资省，但其局部过热而导致被加热油品裂解倾向要比后者大得多。因而，生产润滑油润滑油型减压炉应选用卧管炉。减压深拔减压炉，炉出口温度420430，炉型方面有两种选取：以埃克森-美孚为代表以为选卧管才干保证长周期（45年）运转，由于卧管可以在较宽操作范畴内保持管内有良好流型，避免油料裂解；以壳牌为代表则以为立管为好，立管可将出口几根炉管布置成双面辐射，这可减少高温油料在炉内停留时间，减少油料裂解，从而保证加热炉长周期操作。2. 重要工艺参数重要工艺参数涉及辐射管外表面平均设计热强度（简称辐射管平均热强度，下同）和管内介质流速。普通蒸馏炉重要工艺参数见表1-1。表1-1普通蒸馏炉重要工艺参数炉名辐射管平均热强度，W/m2质量流速kg/m2S立管炉卧管炉常压炉3000037000360004400010001500减压炉2400031000290003700010001500表1-1所列流速是所谓“经济流速”，在此范畴内，炉管内总压降普通在0.5MPa0.7MPa。国外某些工程公司则以为应采用“品质流速”，即高流速，普通是经济流速二至三倍，管内总压降高达1.2MPa2MPa。在高流速下，油品局部过热裂解倾向小，最后油品品质好，但泵扬程要高。普通润滑油型减压炉宜采用品质流速。3. 炉管系统蒸馏型加热炉炉管材质重要依照原油中硫含量和酸值来选取。常压炉，当原油硫含量不大于0.5%（重）时，选用碳钢炉管。当硫含量不不大于0.5%（重）时，对流室选用碳钢炉管或Cr5Mo炉管，辐射室及遮蔽管选用Cr5Mo炉管或Cr9Mo炉管。减压蒸馏炉普通所有选用Cr5Mo炉管或Cr9Mo炉管。当常底油不含酸，仅硫含量高时，汽化段炉管可采用1Cr18Ni9Ti（ASTM TP321），当被加热介质含环烷酸、且酸值不不大于0.5mg KOH/g油时，汽化段选用16Cr-12Ni-2Mo（ASTM TP316L）。当前新建大型常减压装置，一方面大都要炼高硫或高硫高酸外油，另一方面普通都规定34年长周期运转，常减压炉炉管普通都用Cr5Mo、Cr9Mo、TP321、TP316L，几乎不用碳钢。蒸馏炉操作压力普通都低于2.5MPa，因而，炉管壁厚可不用计算，而依照经验和习惯选用，见表1-2。表1-2 炉管壁厚选用外径，mm选取壁厚，mm1146114168821910273124. 炉管扩径减压炉汽化段炉管，普通要逐级扩径，以使其被加热介质接近于等温汽化。同步规定炉-塔之间转油线为低速、低压降转油线。这种设计可以在较低炉出口温度下，达到较高汽化率（显热转化为潜热），保证减压分馏塔有较高轻油收率，并能保证在整个汽化段内不至于超温，尽量减少油品裂解，从而保证最后产品有较好品质。逐级扩径应进行比较精准分段计算，以保证整个扩径过程中均具备良好流型-雾状流或环雾流，避免也许浮现水击液节流。每次扩径后管段始端，普通容易浮现不抱负流型，末端则容易浮现超温。因而，计算过程中应恰当调节各管径管段长度，以保证抱负流型，且保证温度波动在3以内。典型扩径方案有：152 219 273减压炉至减压塔之间采用低速、低压降转油线后，转油线直径将变得很大，其自身热膨胀难以得到补偿。这时可考虑采用炉管补偿转油线热膨胀设计方案。普通常压炉是不扩径。当常压蒸馏解决极轻原油时，为避免过大压降，也有将常压炉汽化段扩径，固然这要由计算来决定。二、 常、减压炉能耗常减压装置是炼油厂能耗大户，普通占全厂能耗9.511%。例如，一座拥有16套装置，加工中东含硫原油800万吨/年炼油厂，全厂能耗3688.436MJ/吨原油（88.10kg标油/吨原油）。常减压装置能耗412.45MJ/吨原油（9.85kg标油/吨原油），占全厂11.18%。在常减压装置中，常减压炉能耗约占全装置能耗80-90%。表2-1是新设计1000万吨/年常减压装置能耗计算表，全装置总能耗9.4965万千卡/吨原油，常减压炉仅燃料能耗（未计蒸汽和电耗）8.2万千卡/吨原油，占全装置86.35%。表2-1 某厂1000万吨/年常减压装置能耗计算表序号项 目总耗量(吨/时)单耗(吨/吨)能耗指标(万千卡/吨)能耗(万千卡/吨原油)备注1电6372.6(万千瓦小时/年)6.3726(千瓦小时/吨)0.2828(万千卡/千瓦小时)1.80222循环水1375.991.15580.10.11563污水132.860.11160.80.08934软化水150.01260.250.00325除氧水20.30.01719.20.15736净化水86.440.07260.170.012371.0MPa蒸汽11.50.0097760.737280.3MPa蒸汽00660自产9燃料油9.7450.008210008.210净化风200(标米3/时)0.1681(标米3/吨)0.038(万千卡/标米3)0.006411小计11.1235465.72MJ/t12热出料(热油)-1936.86（万千卡/时）-1.6270总计9.4965397.60MJ/t注：本装置能耗计算系按石油化工设计能量消耗计算办法（中华人民共和国国家经济贸易委员会）SH/T3110-中规定指标及计算办法进行计算。三、 常、减压炉减少能耗办法炼油装置管式炉节能办法比普通工业炉要灵活得多，由于它所加热工艺介质在通过后续设备完毕蒸馏或其他加工过程之后，产品需要冷却到一定温度才干送出装置。冷原料和热产品之间往往要进行复杂热互换。一种装置内经常不只一台管式炉，此外尚有各种其他设备，它们之间在热能运用方面往往是可以互补。这就有也许也有必要一方面把管式炉同整个装置结合在一起，全面考虑和优化，以便采用综合节能办法。3.1优化换热流程，减少管式炉热负荷炼油装置特点是管式炉热负荷随换热流程不同而变化。优化换热流程，减少管式炉热负荷，是减少燃料消耗，减少装置能耗最直接、最有效办法。以常压炉为例，在上个世纪七十年代此前，原油入炉温度（换热终温）仅220左右。那时建一套250万吨年解决量常减压装置，就需要一台48.3MW常压炉，而当前通过换热流程优化，建一套1000万吨年解决量常减压装置，常压炉热负荷只需要72.6MW。那个年代末，第一轮节能改造一方面就是优化换热流程，原油换热终温（即常压炉入口温度）从220提高到280290，常压炉热负荷几乎减少了一半，获得了明显成果。新近设计一台800万吨年常减压装置常压炉，由于采用了优化换热流程，炉入口温度293，出口温度360，热负荷仅58.1MW；又采用了空气预热器，燃烧空气被预热到273，燃料（标油）消耗仅5314kg/h。如果不优化换热流程，入口温度仅220，出口条件和空气预热温度不变，则常压炉热负荷为103.7MW，燃料（标油）消耗高达9641kg/h。假定燃料油（标油）1400元吨，优化换热流程后一年可节约燃料费5089万元。由此可见，优化换热流程带来节能效果和经济效益有多大。3.2管式炉与其他设备之间联合回收余热炼油装置产品有某些是要通过空冷才干送出装置。如果将这些空气冷却器出来热空气收集起来供应炉子作燃烧空气，就可以回收一某些热能，从而减少装置能耗。新建炼油装置，只要条件允许，普通都采用这种节能办法。常用是用热油式空气预热器代替空冷器，将本来空冷油品引入热油式空气预热器，冷却后送出装置。被加热空气供应炉子作燃烧空气。如果油品提供热量不多，也可将这种热油式空气预热器作为暖风器使用。空气自环境温度预热到一定温度（例如6080）后，再进入烟气余热回收设备，这不但回收了热能，还使空气进入余热回收系统温度升高，解决了余热回收设备冷端低温露点腐蚀问题，一举两得，何乐而不为。这一点对于北方，特别是冬季寒冷东北和西北更为有利。3.3提高加热炉热效率热效率是衡量管式炉先进性一种重要指标。它关系着石油化工装置能耗高低。上个世纪七十年代此前，管式炉热效率仅60%75%。那个年代末期，一场世界性能源危机促使各种节能办法纷纷上马，从那时以来，管式炉热效率屡次得到提高，当前大中型管式炉热效率普通都在85%93%之间。四、 常、减压炉提高热效率办法提高加热炉热效率办法有：减少排烟温度，减少过剩空气系数，减少不完全燃烧损失，减少散热损失等。这可用简化热效率反平衡表达式描述：式中-加热炉热效率；-排烟损失占加热炉总供热比值，排烟温度和过剩空气系数函数；-不完全燃烧损失占加热炉总供热比值；-散热损失占加热炉总供热比值。4.1减少排烟温度以减少排烟损失从上式可以看出，减少排烟损失就可以提高热效率。值得指出是，排烟损失在管式炉热损失中占有极大比例。当炉子热效率较高（例如90%）时，排烟损失占总损失70%-80%；当炉子热效率较低（例如70%）时，排烟损失占总损失比例高达90%以上。减少排烟温度和减少过剩空气系数都能减少排烟损失。减少排烟温度重要办法有如下几种：(1) 减小末端温差，即减小排烟温度与被加热介质入对流室温度之差。这项办法涉及到一次投资和运转费用权衡问题，应当由详细技术经济比较来决定。末端温差大，一次投资少，但管式炉热效率低，运转费用高；末端温差小，一次投资大，热效率高，运转费用低。从前燃料油价格较低时，末端温差普通在150-200之间。当前燃料油价格较高，末端温差取50-100比较适当。新设计大型常减压炉，末端温差普通在50左右。(2) 将需要加热低温介质如锅炉给水等引入对流室末端。 固然，这必要在有需要加热低温介质时才是可行。在常减压装置中，可以把管式炉对流室作为换热器，加入换热流程中一并优化，将一某些冷油料引入对流室末端，而将另一某些需要换热热油品用来预热空气。冷进料-热油预热空气节能方案就是依照这个思路开发出来。这种方案使换热流程复杂化，一旦空气预热器故障，将影响整个装置平稳操作，因而新设计大型常减压炉大都不采用这种方案。(3) 采用各种空气预热器以预热空气。与前述两种办法相比，采用空气预热器由烟气直接预热空气长处在于它自成体系，不受工艺流程约束。在管式炉其他参数不变状况下，空气温度每提高20，炉子热效率约提高一种百分点。 用烟气预热空气是管式炉回收烟气余热，提高热效率重要办法，也是最惯用办法。其方式诸多，空气预热器也各式各样。背面将详细论述。(4) 采用烟气余热锅炉以发生蒸汽。 在常、减压炉上采用烟气余热锅炉来减少排烟温度方案几乎是没有。但是有些管式炉如持续重整四合一重整炉，热负荷很大，为了减少压降又不能在对流室排炉管，只能将对流室作为烟气余热锅炉。再如制氢装置转化炉，其转化反映只能在辐射室转化管内进行，热负荷相称大，烟气出辐射室温度也比普通管式炉高得多，对流室仅靠预热原料气远不能将烟气温度降下来，也只能排烟气余热锅炉。尚有某些炉子，例如煤炼油加热炉，管内走是气、液、固三相流，为了避免严重磨损，弯头回转直径规定至少六倍管直径，难以排在对流室。对流室只得用作废热锅炉。虽然有些炼油厂并不缺少蒸汽，但对于这样炉子也只能采用余热锅炉来回收烟气余热，产生蒸汽并入管网，使得全厂蒸汽过剩，只能停掉某些蒸汽锅炉来平衡。让这些炉子少产或不产蒸汽，是设计者近年来追求目的。背面将要简介“蓄热式高温空气贫氧燃烧技术” 如果应用到炼油管式炉上，前述问题也许得到解决，达到少产或不产蒸汽目的。(5) 除灰除垢，以保证管式炉长期在高热效率下运转。不完全燃烧产生炭粒和燃料中灰分等烟尘均会污染对流室炉管外表面，增长热阻，减少传热效果。随着积灰增长，排烟温度迅速上升，热效率明显下降。为了保证管式炉长期在较高热效率下运转，必要坚持用吹灰器定期（每8小时或24小时）清除积灰。这一点对烧渣油管式炉来说，尤为重要。当前吹灰器有许各种，除此前惯用蒸汽吹灰器外，近几年浮现声波除灰器、亚（次）声波除灰器、激波除灰器等等，效果都不错。其他工业炉上使用吹灰办法，如钢球除灰、喷盐除灰等，炼油管式炉上普通不用。在国外炼油加热炉上，从安全角度考虑，普通声波、激波等吹灰器都不用，只用伸缩式蒸汽吹灰器。值得提示是，原油脱盐限度对管式炉传热和热效率有间接但也是明显影响。燃料油燃烧后，盐分会沉积在炉管外表面，特别是辐射室炉管外表面。这与积灰同样会增长热阻，减少传热效果。随着积盐增长，火墙温度（烟气出辐射室温度）增长，排烟温度也随之增长，热效率下降。所不同是积盐比积灰更难清除，普通是向炉膛内喷洒除垢剂，但效果并不十分明显。主线办法是规定原油脱盐达标。4.2减少过剩空气系数以减少排烟损失管式炉是靠燃料燃烧供应热量。在工业炉中，燃料不也许在化学平衡空气量（理论空气量）下完全燃烧，总要在有一定过剩空气量条件下才干完全燃烧。燃烧所用实际空气量与理论空气量之比叫做过剩空气系数。普通炼油管式炉正常过剩空气系数在烧气时为=1.05-1.15，烧油时为=1.15-1.25。在实际操作中，如果过剩空气量增长，排烟时大量过剩空气将热量带走排入大气，使排烟损失增长，热效率减少。由于过剩空气是在排烟温度下排入大气，因此排烟温度越高，过剩空气带走热量就越多，对热效率影响也就越大。减少过剩空气系数办法诸多。一方面是要选用性能良好燃烧器，保证在较低过剩空气系数下完全燃烧；另一方面是在操作过程中管好三门一板（风门、气门、油门和烟囱挡板）保证管式炉在合理过剩空气系数下运转，既不让过剩空气量太大，也不因过剩空气不够而浮现不完全燃烧；再者是应做好管式炉堵漏，由于炼油管式炉几乎都是负压操作，如果看火门、人孔门、弯头箱门等关闭不严或炉墙有泄漏之处，从这些地方漏入炉内空气普通都不参加燃烧而白白带走热量。 过剩空气系数太大不但使热效率减少，尚有其他许多有害之处，例如加速炉管和炉内构件氧化、增长对流室吸热量、提高SO2向SO3转化率从而加剧低温露点腐蚀等等，这里就不细述了。4.3减少不完全燃烧损失在排烟损失中，除了前面所述烟气物理热损失之外，尚有由于不完全燃烧而导致化学热损失。不完全燃烧除导致热损失，减少热效率外，还导致大气污染。机械不完全燃烧产生炭粒还会导致对流室炉管表面积灰，影响传热效果。减少不完全燃烧损失办法一方面是选用性能良好燃烧器，并及时和定期维护，使燃烧器长期保持在良好状态下运营，以保证在正常操作范畴内能完全燃烧。另一方面是在操作中精心调节“三门一板”，以保证过剩空气量既不太多，也不太少。炼油管式炉燃烧器性能普通都较好，自动化控制水平也较高，因而不完全燃烧都较少。在设计和运营中普通都不考虑不完全燃烧损失。但对那些性能不良或维护不及时运营状况不好燃烧器，以及操作管理不精心炉子来说，不完全燃烧损失则是不可忽视。4.4减少散热损失 管式炉外壁以辐射和对流两种方式向大气散热。散热量与炉外壁温度、环境温度和风速等关于。当内壁温度一定，炉墙材质、构造和尺寸已一定期，环境温度下降，炉外壁温度也减少，实际温差变化不大，散热损失变化也不大。同样，环境风速增长，外壁温度也减少，但对流传热系数增长，因而散热量变化也不大。也就是说，环境温度和风速对炉外壁温度影响较大，而对散热损失虽然有影响，但是影响并不大。新建炼油管式炉散热损失并不大，普通仅占炉子总供热量1.5-3%。因而靠减少散热损失来提高热效率余地并不大。但对于已经使用近年，炉墙己有损坏炉子，及时修补炉墙对减少散热损失，提高热效率却是很有必要。五、 提高热效率应注意有关问题热效率提高并不是无止境。它要受技术、经济和环保等方面限制。过度追求高热效率并不是明智。其所付出代价也许是过高一次投资，过早设备损坏，或较短操作周期。5.1减少排烟温度限制从理论上讲，排烟温度可以降到接近环境温度，这时可以获得最高热效率。但在工程实际中这是不也许，由于排烟温度减少要受经济和技术两方面限制。随着排烟温度减少，烟气余热回收系统末端温差越来越小，传热效果也越来越差，回收余热换热面积也就越来越大，一次投资迅速增长，因而必要依照经济评价拟定一种经济合理余热回收末端温差。减少排烟温度在技术方面重要受烟气露点限制。余热回收换热面温度必要高于烟气露点温度，否则换热面将受到露点腐蚀而损坏。此外，换热面在露点下积灰将是“粘灰”，粘灰是很难清除。这种粘灰越积越多，烟气侧阻力迅速增长，甚至使余热回收系统难以操作而被迫停运。防止露点腐蚀和粘灰沉积有效办法是将低温段换热面温度控制在图5-1曲线以上。鉴于上述理由，再考虑炼油加热炉，特别是常减压炉所烧燃料都较差，特别是大多数都要烧减压渣油或催化油浆，含硫、含盐、含重金属、含灰份、含氮化物等，在所难免。因而常减压炉提高热效率比较困难，减少排烟温度也很困难。当前新设计千万吨级常减压装置，常减压炉排烟温度大都在150左右，热效率在90%左右。这只是设计值，在运营全过程中要保持这个数值将是十分困难。燃料中硫质量分数图5-1 燃料中硫质量分数与最低金属壁温关系5.2减少炉外壁温度限制减少炉外壁温度，减少散热损失，提高热效率，这是必定。但炉外壁温度降到多少才是合理？这要通过技术经济分析才干决定。涉及炉墙材料费一次投资随着炉外壁温度减少而增长；涉及燃料费在内运营费用却随炉外壁温度减少而减少。这两条曲线交叉所相应炉外壁温度，即是经济合理温度。它重要取决于耐火隔热材料价格和燃料价格。因而，过度追求太低炉外壁温度，规定更厚炉衬厚度或更高档耐火隔热材料，也有失偏颇。此外，炉外壁温度拟定，还要考虑安全面规定，以避免烫伤。现行规范规定“在环境温度27，无风条件下，炉外壁温度80”是比较合理。5.3环保方面限制烟气预热空气是提高加热炉热效率最惯用办法，但是，随着空气温度提高，燃烧产物中NOX增长，如果没有恰当办法来减少NOX，则对环保是不利。此外，空气温度过高，还也许引起燃油喷头结焦或燃烧器过大变形等问题，除非变化燃烧器构造和材质，普通空气预热温度不适当超过300。 六、 惯用空气预热器简介运用烟气余热预热空气办法诸多，可分为用烟气间接预热空气和直接预热空气两大类。6.1 烟气间接预热空气烟气间接预热空气办法有工艺分支物流预热空气、冷进料-热油预热空气、开式循环或闭式循环热载体预热空气，以及热管式空气预热器等等。当管式炉被加热介质（工艺物流）进炉温度较高时，虽然减小了对流室末端温差，排烟温度仍很高。这时可分出一某些工艺物流先进入热油式空气预热器预热空气，分支物流降温后再进入对流室末端，使排烟温度减少。当工艺物流为液相时，这种方案优越性比较凸出。无论在空气预热器中，还是在对流室中，管内均为液相，内膜传热系数很大，只需在管外空气侧或烟气侧采用翅片或钉头强化传热，就可以使总传热系数提高。当工艺物流粘稠度高、腐蚀性强、或易燃易爆危险性极大时，不适当采用此方案，以免危及管式炉正常操作。冷进料-热油预热空气方案是将一某些管式炉进料在换热流程中少换热，在较低温度下进入对流室尾部，使排烟温度减少，而换热流程中多余来热量用来预热燃烧空气。此方案除具备上述工艺分支物流预热空气方案长处外，还可以将炉子和空气预热器列入换热流程，统一优化，尽量减少装置能耗。这个方案在上世纪八十年代常减压蒸馏装置节能改造中被广泛采用，获得了较好经济效益。当前由于优化换热流程技术已臻完善，将炉子和空气预热器加入，反而使其复杂化，更重要是一旦空气预热器故障，将影响整个装置平稳操作，而大型化常减压装置都规定长周期安全平稳运转，因而当前普通不再采用此方案。热载体预热空气方案是用液相热载体先到对流室尾部取热，以减少排烟温度，然后再到热油式空气预热器中将燃烧空气加热。冷却后热载体再进入对流室尾部，如此循环将烟气余热间接预热空气。这种方式称为闭式循环。开式循环热载体预热空气方案流程与工艺分支物流预热空气方案类似，在热载体炉和塔底重沸炉上采用这种方案最以便也最适当。热载体可依照其工作温度选用水、柴油、导热油和联苯混合物等。上述各种烟气间接预热空气方案最大长处，是在烟气和空气之间加入了液体介质，使传热在气-液两相之间进行，气相又在管外，便于用钉头或翅片扩大传热面积以强化传热，从而节约传热面积，同步还可省去上下于炉顶和地面之间庞大烟-风道。但上述方案普通都要受工艺流程约束，难以自成系统，并使工艺操作变得复杂。热载体预热空气方案还要受载体使用温度限制。因而，除过别热载体炉和塔底重沸炉采用开式循环热载体预热空气方案外，普通新设计石油化工装置都很少采用上述间接预热空气方案。但也有例外，热管式空气预热器虽然也是间接式空气预热器，但它与工艺流程无关，自成体系，因而在国内炼油加热炉上得到广泛使用。热管式空气预热器由若干根热管组合而成。热管是一根两端密封，内部抽真空并充有工质管子。烟气将热量传递给热管内工质，工质吸热蒸发并流向空气侧，将热量传递给空气，工质冷凝流回烟气侧，再吸热蒸发，如此循环，完毕热量传递。由于汽化潜热大，因此在极小温差下就能把大量热量从管子一端传至另一端。6. 2 烟气直接预热空气烟气直接预热空气方案就是不用中间介质，烟气直接通过空气预热器换热面将热量传递给空气。它虽然有气-气传热效果差缺陷，但它自成系统，与其他工艺过程无关，当余热回收系统出故障时，不会影响整个工艺过程。因而，它不但在石油化工管式炉上，也在其他各行各业工业炉上得到广泛使用。烟气直接预热空气所用空气预热器有诸各种，按其换热特点可分为间壁式和蓄热式两大类。间壁式空气预热器是指烟气将热量持续不断地通过固体壁传给空气预热器，如管式（钢管、铸铁管、玻璃管、搪瓷管等）空气预热器、板式空气预热器、喷流式空气预热器、套管式空气预热器等等。对于管式空气预热器来说，为了强化管外传热，可采用钉头管、高频焊翅片管、挤制螺纹管、挤制翅片管、铸铁翅片（钉头）管等；还可采用扰流子、钎焊式纵向翅片或锻造内翅片（钉头）等来强化管内传热。强化传热方式诸多，例如喷流式空气预热器，当空气采用喷流时空气侧膜系数增大，烟气喷流时烟气侧膜系数增长等。蓄热式空气预热器是指换热面自身为蓄热体，从冲刷它烟气吸热，之后再向冲刷它空气放热预热器。有蓄热体固定不动周期性切换风-烟道和蓄热体自身旋转不切换风-烟道两种方式。背面将要简介蓄热式燃烧器属于前者，回转式空气预热器则属于后者。各式各样空气预热器各有自己特点和合用场合，就石油化工行业而言，欧洲比较喜欢用钢管-铸铁管-玻璃管三段组合管式空气预热器，美国用回转式空气预热器较多，国内则是热管式空气预热器用得比较普遍。6. 3 蓄热式高温空气贫氧燃烧技术简介前面所述各种烟气预热空气方案都要受许多因素限制。例如，随着空气预热温度升高，燃烧产物中氮氧化物NOX增长，于环保不利，也就是说受环保规定限制；空气预热温度还受预热器材料性能限制，否则材料升级，投资增长；对于热管式空气预热器来说，空气预热温度要受热管工质临界温度限制等等。另一方面，换热面温度要受露点温度限制，如果该温度降到烟气露点温度如下，露点腐蚀和积存难以清除粘灰将不可避免，甚至危及余热回收系统正常运营。蓄热式空气预热器可以克服这些缺陷。最古老蓄热式空气预热器是冶金行业热风炉。它由两个或各种热风塔（罐）和切换阀构成，分组互相切换交替使用。塔内壁由耐火材料砌筑，塔内堆放耐火砖-蓄热体。高温烟气通过时，耐火砖将热量蓄积起来，烟气降温后排空；冷空气通过时，耐火砖将其加热送入炉内供燃烧用。对于烧油、烧气或烧煤粉炉子来说，如果将蓄热体小型化、精细化，置于燃烧器空气入口处并使之交替工作，即可构成燃烧器与蓄热式空气预热器一体化蓄热式燃烧器。这种方案提出来已经许近年了，由于其NOX和换向阀自控等问题，始终未能推广。当代蓄热式高温空气贫氧燃烧技术就是近几年在此基本上开发出来：贫氧燃烧使NOX大大减少，新型耐磨密封材料研制和电脑程控保证了换向阀能长周期安全灵活运营。蓄热式高温空气贫氧燃烧技术工作原理见图6-1，常温空气由鼓风机送入，在通过燃烧器蓄热体时被迅速加热至高温，温度普通可高到仅比炉膛烟气温度低100左右。如此高温空气喷入炉膛时将卷吸烟气形成贫氧高温气流，在这股气流附近喷入燃料气或雾化燃料油，燃料在贫氧（2%-20%）气流中燃烧。这种燃烧有两个特点：一是由于贫氧，燃烧产物中NOX大大减少；二是由于燃料不是直接喷入含氧气流中，燃料分子与氧分子只有经扩散碰撞时随遇燃烧，没有明显火焰边界，实际火焰边界甚至扩大到整个炉膛。这一点对低发热量高炉煤气，变压吸附制氢PSA尾气十分明显，而对高发热量炼厂气也许不太明显。与此同步，靠引风机通过另一侧燃烧器将烟气吸出，热烟气将热量传递给蓄热体而降温后经换向阀、引风机和烟囱排入大气。换向阀按一定频率切换，使两侧燃烧器在蓄热和放热状态下交替工作。蓄热式燃烧器及其相连烟风道内表面均衬有隔热耐火材料，以保证外壁温度在100如下。蓄热体也用耐高温陶瓷制品，呈球状或蜂窝状。蓄热体普通采用抽屉式组装，以便在炉子运营中拆换清洗。换向阀切换周期应依照排烟温度和蓄热体蓄热量来决定，普通是几十秒到几百秒。排烟温度普通在150左右，如果换向阀采用耐低温露点腐蚀材料，排烟温度还可减少。值得注意是，每次切换先排入烟囱是空气，然后是烟气-空气混合物，最后才是烟气。排烟热损失应按切换初-终状态全过程平均温度和平均氧含量来计算。因而，如果平均排烟温度和氧含量一定，则切换周期越长，排烟损失越小，热效率越高。单个燃烧器蓄热量大，则切换周期长，但燃烧器构造尺寸庞大。当燃烧器尺寸一定期，选用高效蓄热体，就可采用较长切换周期，提高热效率。蓄热式高温空气贫氧燃烧技术当前已逐渐完善，国内冶金行业已有几十台钢坯加热炉使用了这种技术，化工行业烧碱炉上也开始使用，石油化工行业尚未使用。国外除在冶金行业使用外，已开始在石油化工管式炉（如制氢转化炉）上进行实验。石油化工管式炉如果采用这种技术，至少有如下长处： 管式炉变成了传热强度很高纯辐射型炉，取消了传热强度较低对流室，可节约大量价格昂贵炉管。 由于没有明确火焰，整个炉膛温度非常均匀，如果炉管布置得当，热强度沿炉管周向和纵向不均匀系数可降得很低，甚至接近于1。因而其平均热强度可以很高，甚至接近容许最高热强度。这是既有管式炉不也许实现，可以使炉管数量（传热面积）减到最小。 排烟温度可以降到最低，当转向阀和引风机采用耐低温露点腐蚀材料时，可降到烟气露点温度如下，从而得到最高热效率。 对于工艺规定仅需要纯辐射管式炉，如制氢转化炉、持续重整炉、煤制油加热炉和加氢炉等，采用这种技术特别适当，由于这些炉子对流室大都用来发生蒸汽，而石油化工厂本来并不缺少蒸汽。就制氢转化炉来说，为了减少它产汽量，近年来不知采用了多少办法，开发了若干技术，真可谓费尽心机，却收效不大。如果采用这项技术，问题将迎刃而解。固然，要将蓄热式高温空气贫氧燃烧技术移植到石油化工管式炉上来，尚有许多工作要做。一方面，石油化工管式炉完全不同于冶金炉，它管内被加热是易燃、易爆、易裂解甚至结焦烃类介质，有管内尚有催化剂，要进行化学反映，如果解决不当，后果是十分严重。另一方面，管式炉热量是通过管壁传递，由于各种因素限制，通过管子表面热流强度不也许太高，因而炉膛温度要比冶金炉低得多，应用这项技术有什么难处，尚需通过实验来解决。再者，石油化工管式炉管壁温度大多数都较低，普通是300-400，低仅150-200，这些低温炉管在炉膛内对燃烧过程有何影响；雾化较差减压渣油会不会粘着在管壁上结焦等等，都需要进行实验研究。 图6-1 蓄热式高温空气贫氧燃烧技术原理