CN101597517A - 一种富油脱苯工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种富油脱苯工艺，将终冷洗苯工段送出的富油送入油气换热器加热，之后进入贫富油换热器加热，富油加热至160－180℃后进入脱苯塔管式炉进一步加热至190－200℃，而后送入脱苯塔蒸馏脱苯；蒸馏脱苯所产出的轻苯、精重苯和萘油分别由脱苯塔塔顶和侧线采出，富油脱苯后变为贫油进入塔釜，塔釜内的贫油的第一部分进入脱苯塔管式炉加热，加热后再由脱苯塔塔釜上方送回脱苯塔为富油的蒸馏提供热量，塔釜内贫油的第二部分流经贫富油换热器、贫油一段冷却器和贫油二段冷却器，冷却至25－30℃后送回终冷洗苯工段循环利用。它既可满足终冷洗苯洗油循环利用的要求，又无废水、废气外排放，并可简化流程、节能环保，而且脱苯率更高。

Description

一种富油脱苯工艺
技术领域
本发明涉及焦化企业对终冷洗苯工段来的富油进行蒸馏脱苯的工艺，确切地说一种富油脱苯工艺
背景技术
目前，国内焦化厂煤气净化终冷洗苯工段均采用焦油洗油或石油洗油来洗涤煤气中的苯，洗油吸收苯变成富油，富油蒸馏脱苯后变回洗油或称贫油。为了保证洗油的循环利用，必须脱除富油中的苯，使之变成可以送往终冷洗苯工段的再次进行洗苯的贫油。现有的各类工艺方法均采用蒸汽蒸吹的方法来脱除富油中的粗苯，且是常压条件下利用单塔流程或双塔流程获得一种苯、两种苯或三种产品。生产过程中，由于以蒸汽作为蒸馏的热源，因此，会产生大量的难处理的粗苯分离水，既耗费了宝贵的蒸汽资源，又易造成严重的环境污染，与国家提倡的循环经济指标也相差甚远。
发明内容
本发明的目的是，提供一种富油脱苯工艺，它既可满足终冷洗苯洗油循环利用的要求，又可不利用蒸汽蒸吹脱苯，生产过程中无废水、废气外排放，简化流程、节能环保，而且脱苯率更高。
本发明为实现上述目的，通过以下技术方案实现，一种富油负压脱苯新工艺，包括如下步骤：
一种富油脱苯工艺，将终冷洗苯工段送出的富油送入油气换热器换热，之后进入贫富油换热器换热，富油换热至约160-180℃后进入脱苯塔管式炉进一步加热至190-200℃，而后送入脱苯塔蒸馏脱苯；蒸馏脱苯所产出的轻苯、精重苯和萘油分别由脱苯塔塔顶和侧线采出，富油脱苯后变为贫油进入脱苯塔塔釜，塔釜内的贫油的第一部分进入脱苯塔管式炉加热，加热后再由脱苯塔塔釜上方送回脱苯塔与富油混合换热，为富油的蒸馏提供热量，塔釜内贫油的第二部分依次流经贫富油换热器、贫油一段冷却器和贫油二段冷却器，冷却至25-30℃后送回终冷洗苯工段循环利用。
将所述脱苯塔塔釜内第二部分贫油中的1-1.5％的贫油送入再生塔再生；再生后生成的油气由再生塔塔顶流出送入脱苯塔内与脱苯塔的塔釜内的贫油和富油混合；洗油再生后生成的渣油位于再生塔塔釜内，再生塔塔釜内的渣油，其中第一部分直接送往焦油车，第二部分送至再生塔管式炉加热，加热后的渣油送回再生塔与再生塔塔釜内的渣油混合。
用真空泵对脱苯塔和再生塔抽真空，使脱苯塔和再生塔内形成负压，脱苯塔塔顶压力控制在-70KPa至-20KPa，脱苯塔塔釜压力-80KPa至-30KPa，再生塔塔顶压力-80KPa至-30KPa，再生塔塔釜压力-85KPa至-35KPa。
脱苯塔塔顶温度50-55℃，脱苯塔塔釜温度228-230℃。
再生塔塔顶温度245-250℃，塔釜温度310-320℃。
本发明的积极效果在于：它可利用脱苯塔釜内的部分热贫油经管式炉加热后返回脱苯塔替代蒸汽作为蒸馏脱苯的热源，可节省大量的蒸汽资源，同时不会产生大量的难处理的粗苯分离水，节能环保；在生产过程中，脱苯塔和再生塔均被真空泵抽成负压的闭路***，更有利于苯从洗油中分离，可提高轻苯的产率，节能环保高效。
附图说明
图1为本发明所述的一种富油脱苯工艺的工艺流程图。
其中：1脱苯塔；2脱苯塔管式炉；3再生塔；4再生塔管式炉；5萘油槽；6精重苯槽；7轻苯回流罐；8油气换热器；9不凝气冷凝器；10为真空泵；11贫富油换热器；12贫油一段冷却器；13贫油二段冷却器A循环热贫油入口。
具体实施方式
本发明所述一种富油脱苯工艺步骤如下：
将终冷洗苯工段送来的富油送入油气换热器8，换热后的富油进入贫富油换热器11换热，富油温度达到约160-180℃后进入脱苯塔管式炉2，脱苯塔管式炉2将富油的温度进一步加热至190-200℃后送入脱苯塔1进行蒸馏脱苯；蒸馏脱苯所产出的轻苯、精重苯和萘油分别由脱苯塔1塔顶和侧线采出，富油脱苯变为贫油后进入脱苯塔1塔釜，塔釜内的贫油的第一部分进入脱苯塔管式炉2加热，加热后再由脱苯塔1塔釜上方送回脱苯塔1与富油混合换热，为富油的蒸馏脱苯提供热量；为方便所述的第一部分贫油加热后返回脱苯塔1，脱苯塔1侧壁上可设置循环热贫油入口A，循环热贫油入口A位于脱苯塔1的塔釜和塔盘之间，所述的塔釜内贫油的第一部分进入脱苯塔管式炉2加热后，由循环热贫油入口A返回至脱苯塔1内；塔釜内贫油的第二部分依次流经贫富油换热器11、贫油一段冷却器12和贫油二段冷却器13，冷却至25-30℃后送回终冷洗苯工段循环利用。贫油流经贫富油换热器11过程中与流经贫富油换热器11的富油换热冷却。
本发明所述的贫油和富油都是洗油，贫油吸收苯后即变为富油，富油脱苯后即变回贫油。
为了保持循环洗油的质量，将所述脱苯塔1塔釜内第二部分贫油中的1-1.5％的贫油送入再生塔3进行蒸馏再生处理；再生处理使大部分贫油被蒸发成油气，生成的油气由再生塔3塔顶逸出进入脱苯塔1底部与脱苯塔1的塔釜内的贫油和富油混合；再生生成的渣油位于再生塔3塔釜内，再生塔3塔釜内的渣油，其中第一部分直接送往焦油车间的焦油大槽，第二部分送至再生塔管式炉4加热，加热至320℃后的渣油送回再生塔3与再生塔3塔釜内的渣油混合，作为再生塔3蒸馏再生的热源。
为提高轻苯的生产效率，在生产过程中，用真空泵10对脱苯塔1和再生塔3抽真空，使脱苯塔1和再生塔3内形成负压，经反复多次论证得知，当脱苯塔1塔顶压力控制在-70KPa至-20KPa，脱苯塔1塔釜压力-80KPa至-30KPa，再生塔3塔顶压力-80KPa至-30KPa，再生塔3塔釜压力-85KPa至-35KPa时，轻苯生成的效率最高。
为便于回收轻苯，经反复实验，应将脱苯塔1内蒸馏产出的轻苯蒸气由脱苯塔1顶部逸出时温度控制在50℃，并将由脱苯塔1逸出的轻苯蒸气送入油气换热器8内与富油进行换热，使轻苯蒸气变为50℃的液体，而后轻苯液体进入冷凝冷却器，冷凝液进轻苯回流罐7，轻苯回流罐7内的轻苯分离出水后，一部分回流至脱苯塔1，另一部分作为产品采出；脱苯塔的侧线***重苯和萘油。轻苯蒸气流经油气换热器8时，既可对流经油气换热器8的富油加热，又可达到降温的目的，可有效地节省能源、简化工艺流程。
为确保富油脱苯蒸馏及再生塔3蒸馏再生洗油的效率达到最佳，经反复多次论证，应将脱苯塔1和再生塔3内的温度控制在以下范围：脱苯塔1塔顶温度50-55℃，脱苯塔1塔釜温度228-230℃，以及再生塔塔顶温度245-250℃，塔釜温度310-320℃。

Claims (5)

1、一种富油脱苯工艺，其特征在于：将终冷洗苯工段送来的富油送入油气换热器(8)换热，之后进入贫富油换热器(11)换热，富油换热至约160-180℃后进入脱苯塔管式炉(2)进一步加热至190-200℃，而后送入脱苯塔(1)蒸馏脱苯；蒸馏脱苯所产出的轻苯、精重苯和萘油分别由脱苯塔(1)塔顶和侧线采出，富油脱苯变为贫油后进入脱苯塔(1)塔釜，塔釜内的贫油的第一部分进入脱苯塔管式炉(2)加热，加热后再由脱苯塔(1)塔釜上方送回脱苯塔(1)与富油混合换热，为富油的蒸馏提供热量，塔釜内贫油的第二部分依次流经贫富油换热器(11)、贫油一段冷却器(12)和贫油二段冷却器(13)，冷却至25-30℃后送回终冷洗苯工段循环利用。
2、如权利1要求所述的一种富油脱苯方法，其特征在于：将所述脱苯塔(1)塔釜内第二部分贫油中的1-1.5％的贫油送入再生塔(3)再生处理；再生处理生成的油气由再生塔(3)塔顶流出送入脱苯塔(1)内与脱苯塔(1)的塔釜内的贫油和富油混合；再生生成的渣油位于再生塔(3)塔釜内，再生塔(3)塔釜内的渣油，其中第一部分直接送往焦油车间的焦油大槽，第二部分送至再生塔管式炉(4)加热，加热后的渣油送回再生塔(3)与再生塔(3)塔釜内的渣油混合。
3、如权利2要求所述的一种富油脱苯方法，其特征在于：用真空泵(10)对脱苯塔(1)和再生塔(3)抽真空，使脱苯塔(1)和再生塔(3)内形成负压，脱苯塔(1)塔顶压力控制在-70KPa至-20KPa，脱苯塔(1)塔釜压力-80KPa至-30KPa，再生塔(3)塔顶压力-80KPa至-30KPa，再生塔(3)塔釜压力-85KPa至-35KPa。
4、如权利3要求所述的一种富油脱苯方法，其特征在于：脱苯塔(1)塔顶温度50-55℃，脱苯塔(1)塔釜温度228-230℃。
5、如权利3要求所述的一种富油脱苯方法，其特征在于：再生塔塔顶温度245-250℃，塔釜温度310-320℃。
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