CN114854461B - 负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，包括步骤：S1、富油与热贫油先进行换热，然后使加热后的富油进入脱苯塔；S2、脱苯塔顶的压力控制在‑50kpa～‑60kpa，脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽进入冷却器；S3、热贫油再生；其中，所述步骤S3中，采用相连接的正压再生器和负压再生器，正压再生器和负压再生器与脱苯塔连接，脱苯塔中的热贫油首先进入正压再生器进行一次再生，正压再生器底部流出的含有油渣的稠油进入负压再生器进行二次再生。本发明的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，可以解决焦化行业中粗苯蒸馏过程中贫油再生效率低下和粗苯中不饱和物易氧化聚合堵塞管道等问题。

Description

负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法

技术领域

本发明属于化工工艺技术领域，具体地说，本发明涉及一种负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法。

背景技术

粗苯含有大量的苯族烃，经过分离提纯可以作为重要的化工原料。通常来说焦炉煤气的粗苯含量与煤的挥发分关系密切，粗苯含量一般在25～40g/m3。目前从焦炉煤气中回收粗苯的方法可以简单分为洗油吸收法、活性炭吸附法、深冷凝法。活性炭作为常用固体吸附剂，吸附能力值得肯定，但是一次性投入大、在日常使用中吸附孔容易被煤气中的黏质组分堵住，影响后续的解吸附、直接更换吸附剂也比较麻烦，不适用大处理量的情况，而深冷凝法耗能大，难以推广使用，洗油法成本经济、工艺简单，得到了大规模使用。

洗油蒸馏就工作压力可以分为常压粗苯蒸馏和负压蒸馏，按富油加热方式可以分为预热器加热和管式炉。

随着干熄焦在焦化行业的推广应用，能够提供中压蒸汽，完全可以利用此蒸汽把富油加热到与管式炉法相同的温度，且管式炉属于重大危险源，日常使用管理比较麻烦，因此可以使用蒸汽加热富油完全可以达到目标稳定，而且蒸馏系统采用负压操作能够降低脱苯塔温度，减少蒸汽使用量。

目前在焦化行业较常用的蒸汽法负压脱苯，也称为半负压脱苯工艺，在该工艺中，因为系统处于-50KPa左右的负压状态及较低的蒸馏温度下，系统中的不饱和组分及含硫化合物因属于热敏性组分，在低温和低压下不易聚合和再生，逐渐在系统中积聚，如达到一定浓度后在脱苯塔底等较高温度部位发生聚合后极易引起系统内产生结晶和堵塞。有时甚至会出现贫油270℃前馏出量达到80％以上，但仍然会出现有15℃结晶物的情况，推测是因为聚合形成的高沸点物质与原洗油中较少量的高沸点组分如苊、芴、氧芴等形成高共熔点混合物，虽然数量较少，但是在15℃下仍会有结晶物出现，从而堵塞管道和设备。

公开号为CN104403704A的专利文献公开了一种蒸汽加热洗油负压粗苯蒸馏工艺及设备，该发明涉及一种蒸汽加热洗油负压粗苯蒸馏工艺及设备，利用真空泵或者喷射器抽吸脱苯系统的不凝气体，使脱苯塔处于负压操作状态，在再生器内用蒸汽进行蒸吹再生洗油，脱苯塔内使用来自再生器的含油蒸汽或者新鲜过热蒸汽蒸吹洗油中的苯类物质。与现有技术相比，本发明的有益效果是：1)有效遏制洗油结渣，洗油消耗低；2)利用蒸汽加热洗油，加热均匀，洗油聚合量少；用过热蒸汽再生洗油，保证洗油的有效利用；3)在一定真空度下蒸馏粗苯，所用蒸汽量减少50％左右，节约能源，无尾气外排，保护环境；4)脱苯塔内操作压力适中，保证了分离器内苯的凝结量，减少了大量的苯类物质在洗苯塔和脱苯塔间的循环，减少了设备的处理量，降低了运行成本。但该发明洗油聚合量少，使其不利于洗油的质量的更新，尤其是目前焦油加工工艺中，洗油中萘被提取得较多，使洗油中萘含量降低，但是洗油中的高沸点组分存在较多，在高沸点组分增加后，因缺少萘形成共熔物，易使洗油流动性降低，易在常温下析出结晶堵塞管道与设备，对生产造成不利影响。

公开号为CN102268273A的专利文献公开了一种焦化洗油深加工工艺，该发明涉及一种焦化洗油深加工工艺，原料焦化洗油依次经过各带有一个侧线采出口的三座连续精馏塔，可一次提取含萘大于80％的萘馏分、含β-甲基萘大于70％的β-甲基萘馏分、含α-甲基萘大于60％的α-甲基萘馏分、中质洗油、含苊大于60％的苊馏分、含氧芴大于55％的氧芴馏分和含芴大于50％的芴馏分。该工艺操作简单，设备投资少，产品馏分种类多，为进一步获得工业品萘、β-甲基萘、α-甲基萘、苊、芴等提供了极大便利，特别适合于配套规模为15万～30万吨/年煤焦油加工企业的洗油馏分深加工。由该发明可以发现，目前焦化企业所生产的洗油大多为中质洗油，即将β-甲基萘、α-甲基萘、萘、苊馏分等大部分提取出来，所产生的中质洗油用于焦化洗苯，故洗苯所用的中质洗油中所含有的高沸点组分相对较多，同时因为负压脱苯，使洗油中的低沸点组分易蒸出，从而更易导致高沸点组分积累，从而易于结晶堵塞现象的产生。

公开号为CN113150840A的专利文献公开了一种自共沸负压脱苯工艺，该发明公开了一种自共沸负压脱苯工艺，采用在再生工段设置间接加热器、共沸剂、外来热蒸汽三种方式作为加热再生器的热源，用塔顶粗苯部分冷凝水作为共沸剂，该共沸剂可在脱苯系统中循环使用，引入共沸剂可以有效降低塔底的洗油温度稳定洗油的质量，和其他脱苯工艺相比显著节约成本。该发明主要针对全负压脱苯时贫油及再生温度高及能耗高的问题。

目前负压脱苯工艺改进了现有蒸汽汽提工艺，取消了蒸汽的使用，大幅降低了能耗、减少了废水排放、提高了粗苯收率，促进了富油脱苯工艺的技术进步，具有较好的经济效益和社会效应。现有的全负压脱苯工艺主要有(1)全负压单真空蒸馏，应用一套真空系统，完全取消了蒸馏用的直接蒸汽，塔底洗油温度由180-190℃提高到230℃。但洗油再生必须用电或其他加热方式加热到241℃，能耗加高，对洗油质量的稳定不利。(2)全负压双真空负压蒸馏，完全取消蒸馏用的直接蒸汽，塔底洗油温度提高到230℃。为了解决洗油再生的问题，在洗油再生器顶部又增加了一套高真空系统，以及再生洗油冷却器、储运设备等，投资较高。现有的负压脱苯工艺取消蒸馏的直接蒸汽，杜绝了粗苯回收过程中因加入直接蒸汽而增加的废水，但这些工艺也导致贫油的温度提高了，不利于洗油质量的稳定。且为了解决洗油再生问题都增加的能源能耗。

但公开号为CN113150840A的专利文献公开中并未对蒸汽法负压脱苯适用。且加入冷凝水作为共沸剂，也增加了能源的消耗，且未给出具体的再生温度，如温度较低，则贫油中的不饱和物也会随共沸剂蒸出，不能彻底解决洗油再生的问题。

公开号为CN208038394U的专利文献公开了一种负压脱苯洗油的再生系统，该再生系统包括有再生塔4；所述再生塔4的内部设有导热油盘管5，所述导热油盘管5的出口通过管路连通有导热油循环泵2，导热油循环泵2管路连通有导热油加热器3，导热油加热器3管路连通导热油盘管5的进口。本系统在加热洗油时以导热油为导热载体，利用导热油加热器实现了对再生洗油加热、再生，具有加热均匀、避免局部过热的特点，解决了再生洗油结焦的难题。本系统不再采用再生塔管式炉，无需使用煤气、加热过程不产生废气、不需额外建造导热油膨胀槽和导热油地下槽；符合安全、环保、减排绿色生产理念。但是该再生系统不适用于带有蒸汽脱苯的负压脱苯系统，且只有导热油加热，没有蒸汽的汽提作用，处理能力不足。

发明内容

本发明旨在至少解决现有技术中存在的技术问题之一。为此，本发明提供一种负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，目的是提高焦化行业中粗苯蒸馏过程中贫油再生效率，避免管道堵塞。

为了实现上述目的，本发明采取的技术方案为：负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，包括步骤：

S1、富油与热贫油先进行换热，然后使加热后的富油进入脱苯塔；

S2、脱苯塔顶的压力控制在-50kpa～-60kpa，脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽进入冷却器；

S3、热贫油再生；

其中，所述步骤S3中，采用相连接的正压再生器和负压再生器，正压再生器和负压再生器与脱苯塔连接，脱苯塔中的热贫油通过热贫油泵首先进入正压再生器进行一次再生，正压再生器底部流出的含有油渣的稠油进入负压再生器进行二次再生，负压再生器顶部压力控制在-30～-45kpa。

所述正压再生器顶部压力控制在30～55kpa。

所述步骤S3中，所述正压再生器顶部蒸出的油汽进入所述负压再生器底部，与正压再生器底部流出的稠油进行传质。

所述步骤S3中，所述正压再生器顶部蒸出的油汽在进入负压再生器前，与过热蒸汽混合，提高进入所述负压再生器底部油汽的过热度。

所述步骤S3中，所述正压再生器和所述负压再生器为集成一体或分别独立设置。

所述步骤S2中，所述脱苯塔顶温度控制在63～70℃。

所述步骤S2中，所述冷却器将所述粗苯蒸汽冷却至25～30℃。

所述步骤S1中，所述热贫油来自脱苯塔底的热贫油槽，热贫油的温度为170℃～180℃，所述富油与热贫油先进行两级串联换热，将富油的温度从30℃逐步提高到145～150℃。

所述步骤S1中，所述富油与所述热贫油完成换热后，再使用富油加热器对富油进行加热，富油加热器中进入中压蒸汽，中压蒸汽的压力为1.5MPa～3.8MPa，温度为400℃。

所述步骤S1中，进入所述脱苯塔的所述富油的温度控制在175～190℃。

本发明的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，可以解决焦化行业中粗苯蒸馏过程中贫油再生效率低下和粗苯中不饱和物易氧化聚合堵塞管道等问题，通过使用负压+正压综合再生法可以很好的解决上述存在的问题；且具有能耗及物料消耗低、洗油再生效果好、粗苯不饱和物去除率高等优点。

附图说明

本说明书包括以下附图，所示内容分别是：

图1是实施例一的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法的流程示意图；

图2是实施例二的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法的流程示意图；

图中标记为：1、残渣油槽；2、正压再生器；3、负压再生器；4、脱苯塔；5、热贫油槽；6、冷却器；7、气液分离器；8、油水分离器；9、分离器；10、回流槽；11、水槽；12、富油加热器；13、第一换热装置；14、第二换热装置；15、第一冷却装置；16、第二冷却装置。

具体实施方式

下面对照附图，通过对实施例的描述，对本发明的具体实施方式作进一步详细的说明，目的是帮助本领域的技术人员对本发明的构思、技术方案有更完整、准确和深入的理解，并有助于其实施。

需要说明的是，在下述的实施方式中，所述的“第一”和“第二”并不代表结构和/或功能上的绝对区分关系，也不代表先后的执行顺序，而仅仅是为了描述的方便。

实施例一

如图1所示，本实施例提供了一种负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，包如如下的步骤：

S1、富油与热贫油先进行换热，然后使加热后的富油进入脱苯塔4；

S2、脱苯塔顶的压力控制在-50kpa～-60kpa，脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽进入冷却器6；

S3、热贫油再生；

S4、负压再生器3顶部逸出的油汽入脱苯塔4，进行汽提脱苯，负压再生器3的底部残渣排入残渣油槽1。

具体地说，如图1所示，在上述步骤S1中，热贫油来自脱苯塔底的热贫油槽5，热贫油的温度为170℃～180℃，从洗苯塔吸收粗苯后的富油与温度为170℃～180℃的热贫油先进行两级串联换热，可以将富油的温度从30℃逐步提高到145～150℃。富油与热贫油完成换热后，再使用富油加热器12对富油进行加热，富油加热器12中进入中压蒸汽，中压蒸汽的压力为1.5MPa～3.8MPa，温度为400℃。

在上述步骤S1中，如图1所示，富油加热器12与脱苯塔4连接，富油在富油加热器12中加热后，再进入脱苯塔4，进入脱苯塔4的富油的温度控制在175～190℃。

在上述步骤S1中，如图1所示，脱苯塔4底部的热贫油槽5与第一换热装置13连接，第一换热装置13与第二换热装置14连接，第二换热装置14与第一冷却装置15连接，第一冷却装置15与第二冷却装置16连接，第一换热装置13并与富油加热器12连接。从洗苯塔吸收粗苯后的富油先进入第二冷却装置16，然后进入第一冷却装置15，富油依次与进入第二冷却装置16和第一冷却装置15内的热贫油进行两次换热后，进入富油加热器12。从脱苯塔底的热贫油槽5流出的热贫油通过热贫油泵后分出一路至再生器后，剩余部分的热贫油先与富油进行换热，热贫油与富油进行两次换热后，从第二换热装置14流出的贫油再依次进入第一冷却装置15和第二冷却装置16，第一冷却装置15中采用循环水对贫油进行降温，第二冷却装置16中采用低温水对贫油进行再次降温，贫油经过两次换热冷却后再经过循环水和低温水冷却至28℃～30℃后进入洗苯塔继续使用。

在上述步骤S2中，脱苯系统整体采用负压操作，脱苯塔顶的压力控制在-50kpa～-60kpa左右，脱苯塔顶温度在63～70℃，脱苯塔顶的苯汽的热回收利用价值低，故从脱苯塔4逸出的粗苯蒸汽直接进入冷却器6，在冷却器6中分别用循环水和低温水对粗苯蒸汽进行冷却，可以将粗苯冷却至25～30℃，脱苯塔顶温度压力控制好以保证洗油中的萘等组分不会过多随粗苯带走，因为萘可以与苊等形成共熔物，减缓洗油结晶。保证脱苯塔4所产的粗苯180℃前馏出量达到93-95％左右。

如图1所示，脱苯塔4与冷却器6连接，冷却器6与气液分离器7连接，气液分离器7与分离器9连接，分离器9与回流槽10连接，回流槽10与脱苯塔顶连接。

在上述步骤S3中，如图1所示，采用相连接的正压再生器2和负压再生器3，正压再生器2和负压再生器3与脱苯塔4连接，脱苯塔4中的热贫油通过热贫油泵首先进入正压再生器2进行一次再生，正压再生器2底部流出的含有油渣的稠油进入负压再生器3进行二次再生，负压再生器3顶部压力控制在-30～-45kpa。

在上述步骤S3中，如图1所示，循环洗油的再生采用两塔再生，再生塔内体积显著提高，可引入循环洗油循环量的1.0～4.0％的热贫油再生。因正压及高温条件下有利于不饱和物与噻吩、硫化氢等聚合反应生成高沸点油渣，有利于洗油的再生进程，因此热贫油首先进入正压再生器2，并直接通入过热蒸汽进行加热，正压再生器2顶部压力控制在30～55kpa。

在上述步骤S3中，如图1所示，正压再生器2顶部蒸出的油汽在进入负压再生器3前，与过热蒸汽混合，提高进入负压再生器3底部油汽的过热度。正压再生器2下部流出的含有油渣的稠油进入负压再生器3上段进行二次再生，尽可能的蒸出低沸点组分，经过正压再生后的稠油中的油渣难以蒸出，同时会与一部分原来洗油中的高沸点的组分如苊、氧芴、芴等形成高共熔点互溶，使此部分高沸点组分也难以蒸发出去。因此，通过二次再生，一是可以尽可能的提高粗苯回收率，二是可以降低洗油的消耗量及洗油中高沸点组分的含量。

在上述步骤S3中，如图1所示，正压再生器2顶部蒸出的油汽进入负压再生器3底部，与正压再生器2底部流出的稠油进行传质，为防止油汽温度降低产生油汽中水汽冷凝产生凝结水，同时也为了提高进入负压再生器3油汽的过热度，在进入负压再生器3前，与总进蒸汽量的5-20％的中压过热蒸汽混合，一是可以提高过热度，二是可以将正压再生器2顶部出来的油汽中部分不饱和物进行二次聚合，在负压再生器3中与稠油中的油渣一道最终形成洗油残渣。

在上述步骤S3中，如图1所示，正压再生器2和负压再生器3为集成一体，正压再生器2固定安装在负压再生器3的上方。正压再生器2和负压再生器3采用一体式结构，正压再生器2的侧上部与热贫油槽5后的热贫油泵出口分支管道连接，正压再生器2的顶部与负压再生器3的下部连接，正压再生器2的底部通过管道与负压再生器3的上部连接，油渣比较容易因压力差和重力作用自流入负压再生器3，负压再生器3的底部与残渣油槽1连接，负压再生器3的顶部与脱苯塔4连接。

实施例二

本实施例提供的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法与实施例一的不同主要在于正压再生器2和负压再生器3的设置方式不同。如图2所示，在本实施例中，正压再生器2和负压再生器3为各自独立设置，正压再生器2和负压再生器3为非一体式结构。

上述实施例的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，具有如下的优点：

1.现在基本上采用单再生器热贫油再生工艺，粗苯含量控制在0.2～0.4％。本发明采用双压工艺，热贫油直接入正压再生器2，压力控制在30kpa左右，通入过热蒸汽，在此压力和温度下可以将贫油含有的少量粗苯中不饱和物与噻吩、硫化物等生成黏度较大的油渣，既减小了粗苯中不饱和物含量，提高粗苯的稳定性也减少了粗苯中含有的其他有害杂质，降低了管道出现堵塞的风险。

2.正压再生器2高温蒸出的油汽混合物进入负压再生器3，因两塔存在较大的压差，油汽可以顺利的进入。正压再生器2流出的富含高沸点组分的稠油进入负压再生器3进行二次蒸馏，负压条件下可以尽可能多的蒸出轻质组分，减少稠油中的低沸点组分，减少洗油的消耗和提高粗苯产出量。压力通过阀门进行调节可以有效的降低贫油中重质组分，提高洗油再生效果。

3.负压再生器3对重质组分的产生和蒸出相对较少，有利于提高轻质组分蒸馏效果，负压有利于达到饱和压力，降低沸点，正压再生塔来的蒸汽可以蒸馏系统。

4.贫油再生效果好，可以减少吨苯洗油消耗量，节约成本，也提高粗苯回收率，增加效益。

5.减少以往的只经过一次再生仍有较多的不饱和物进入到系统中，而稠油中仍有较多的洗油轻质组分未蒸出而留在残渣油中，经长时间高温而聚合或随高沸点物排出。采用双压再生，可以使残留在负压再生器3底部的渣油沸点更均一。

6.本发明适用于现有工艺的改造或简单地通过控制再生器顶部的阀门的方法改变再生器的压力来实现正压再生器2或双压再生器的目的，达到蒸汽法负压脱苯再生效果改善的目的，适用性广。

7.本发明克服了导热油加热洗油再生装置的再生的循环洗油处理量小，不适用于蒸汽法负压脱苯的问题。

8.让最高温度点处于再生器中，从而让贫油中的不饱和物大多数在再生器内聚合并积累到一定量后排出，有效净化和提升循环洗油质量。

以上结合附图对本发明进行了示例性描述。显然，本发明具体实现并不受上述方式的限制。只要是采用了本发明的方法构思和技术方案进行的各种非实质性的改进；或未经改进，将本发明的上述构思和技术方案直接应用于其它场合的，均在本发明的保护范围之内。

Claims (8)

1.负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，包括步骤：

S1、富油与热贫油先进行换热，然后使加热后的富油进入脱苯塔；

S2、脱苯塔顶的压力控制在-50kpa~-60kpa，脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽进入冷却器；

S3、热贫油再生；

S4、负压再生器顶部逸出的油汽入脱苯塔，进行汽提脱苯，负压再生器的底部残渣排入残渣油槽；

其中，所述步骤S1中，所述热贫油来自脱苯塔底的热贫油槽，热贫油的温度为170℃~180℃，所述富油与热贫油先进行两级串联换热，将富油的温度从30℃逐步提高到145~150℃；

所述步骤S1中，所述富油与所述热贫油完成换热后，再使用富油加热器对富油进行加热，富油加热器中进入中压蒸汽，中压蒸汽的压力为1.5MPa～3.8MPa，温度为400℃；

所述步骤S3中，采用相连接的正压再生器和负压再生器，正压再生器和负压再生器与脱苯塔连接，脱苯塔中的热贫油首先进入正压再生器进行一次再生，正压再生器底部流出的含有油渣的稠油进入负压再生器进行二次再生，正压再生器顶部压力控制在30~55kpa，负压再生器顶部压力控制在-30~ -45kpa；

所述步骤S3中，所述正压再生器顶部蒸出的油汽进入所述负压再生器底部，与正压再生器底部流出的稠油进行传质，油汽在进入负压再生器前，与中压过热蒸汽混合，提高进入所述负压再生器底部油汽的过热度；

所述正压再生器和所述负压再生器为集成一体。

2.根据权利要求1所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述脱苯塔底部的热贫油槽与第一换热装置连接，第一换热装置与第二换热装置连接，第二换热装置与第一冷却装置连接，第一冷却装置与第二冷却装置连接，第一换热装置与富油加热器连接；从洗苯塔吸收粗苯后的富油先进入第二冷却装置，然后进入第一冷却装置，富油依次与进入第二冷却装置和第一冷却装置内的热贫油进行两次换热后，进入富油加热器；从脱苯塔底的热贫油槽流出的热贫油通过热贫油泵后分出一路至再生器后，剩余部分的热贫油先与富油进行换热，热贫油与富油进行两次换热后，从第二换热装置流出的贫油再依次进入第一冷却装置和第二冷却装置。

3.根据权利要求2所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述第一冷却装置中采用循环水对贫油进行降温，第二冷却装置中采用低温水对贫油进行再次降温，贫油经过两次换热冷却后再经过循环水和低温水冷却至28℃~30℃后进入洗苯塔继续使用。

4.根据权利要求1至3任一所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述步骤S2中，所述脱苯塔顶温度控制在63~70℃。

5.根据权利要求4所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，从所述脱苯塔逸出的粗苯蒸汽直接进入冷却器，在冷却器中分别用循环水和低温水对粗苯蒸汽进行冷却。

6.根据权利要求1至3任一所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述步骤S2中，所述冷却器将所述粗苯蒸汽冷却至25~30℃。

7.根据权利要求1至3任一所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述步骤S1中，进入所述脱苯塔的所述富油的温度控制在175~190℃。

8.根据权利要求1至3任一所述的负压脱苯工艺条件下热贫油再生的方法，其特征在于，所述脱苯塔与冷却器连接，冷却器与气液分离器连接，气液分离器与分离器连接，分离器与回流槽连接，回流槽与脱苯塔顶连接。

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