CN103555377A - 一种减压脱苯方法与设备 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种减压脱苯方法与设备，该方法采用电加热法代替传统的管式炉加热方法；同时设计一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下设计为脱苯段、再生段和储槽段三段，实施三体合一的脱苯工艺；该设备主要包括脱苯塔及连接管路，其特征在于该脱苯设备仅包括一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下依次为脱苯段、再生段和储槽段；其中脱苯段分为精馏段和提馏段，精馏段和提馏段内均由设计数量的塔盘或填料构成；再生段由设计数量的塔盘构成；该脱苯设备还包括脱苯段电加热器和再生段电加热器；脱苯段电加热器和再生段电加热器均安装在独立的操作室内或泵房内。该脱苯方法与设备占地少，节能耗小，成本低，同时苯回收率高、质量好。

Description

一种减压脱苯方法与设备

技术领域

本发明涉及焦化工程粗苯回收工艺，具体是一种减压脱苯方法与设备。该方法与设备具有节能减排优势。

背景技术

苯是一种有机物质，在工业中有广泛用途。在焦化行业，煤炼焦过程中生成的焦炉煤气一般含苯约为25-35g/Nm³，经过回收后的苯含量通常为0.4-0.6%。为了更好地回收利用粗苯，需通过洗涤和吸收设备，利用高沸点的洗油作为洗涤和吸收剂回收煤气中的苯族烃，然后对富油进行蒸馏，得到粗苯。目前，国内大多数的脱苯工艺主要采用常压水蒸汽提馏的方法，使用水蒸汽作为热源。该工艺方法存在的问题主要有：1、生产过程中使用大量蒸汽，一般每生产1吨粗苯消耗约1.5吨蒸汽，能耗较高；2、由于吹入蒸汽在塔顶冷凝变为冷凝水时不可避免地溶解部分芳烃物质，无法工艺回用，直接排放，废水的产生量较大，污染环境，而焦化废水处理费用较高，处理难度大；3、苯回收率低，影响了苯的收率，也浪费了优质的苯原料。

中国专利ZL200910014859.7公开了一种负压脱苯方法和设备。该工艺方法使用真空泵，使脱苯塔和洗油再生器形成负压操作，脱苯塔采用脱苯管式加热炉、洗油再生塔采用再生管式加热炉，进行塔底循环加热，以代替直接蒸汽为***提供热源。此工艺由于采用了负压操作取消了直接蒸汽的引入，在节能环保方面有一定的进步，但是仍存在着以下几点不足：1、由于引入了2台管式加热炉和真空泵等设备，加大了投资成本，增加了占地面积，且管式加热炉的换热效率低、热损失大；2、管式加热炉的炉衬使用寿命短，局部温度过高使得循环洗油质量降低，易发生结焦，缩短运行周期，清理较困难；3、近几年焦炉煤气的使用价值不断被开发出来，价格也越来越高，从而导致运行成本不断增加；4、由于脱苯塔精馏段的液量小，对填料表面润湿效果不佳，理论板效率低，不宜采用规整填料；而提馏段采用斜孔塔盘，塔板热效率低，运行费用高，处理能力小，压力降大，易堵塞，不利于工业实际应用。

中国专利201110085678.0公开了一种减压脱苯蒸馏工艺，其与中国专利ZL200910014859.7相比，减少了一台管式加热炉的设计，节约了占地面积，但其因采用管式加热炉加热工艺，避免不了因管式加热炉设计带来的不足；取消再生塔的设计，虽达到节约投资的目的，但在焦化行业中产能较大、或后续洗苯工段对苯质量要求较高的情况，其应用仍受到不小局限。

发明内容

为了克服现有技术的不足，本发明拟解决的技术问题是，提供一种减压脱苯方法与设备，该方法采用电加热法代替传统的管式炉加热方法；同时，主体设备脱苯塔为单塔设备，即在脱苯塔内设计脱苯段、再生段和储槽段三体合一的工艺；该设备采用电加热装置，完全取代传统的管式加热炉，同时设计脱苯塔、再生塔和储槽塔三塔合一，节省占地面积，提高节能减排效果，降低费用，同时苯回收率高、质量好。

本发明解决所述方法技术问题的技术方案是，设计一种减压脱苯方法，该方法采用电加热为脱苯工艺提供热源，同时设计一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下设计为三段：脱苯段、再生段和储槽段；其具体工艺步骤如下：

来自洗苯工段的富油经过富油泵后，进入贫富油换热器内，与来自脱苯段底部储槽段循环油出口的热贫油换热，由富油进口进入脱苯段；脱苯段顶部由粗苯汽出口出来的粗苯汽经过粗苯冷凝器进行冷凝后，进入粗苯油水分离器进行油水分离，分离后的粗苯通过粗苯回流泵后，将粗苯分成两股，一股送至脱苯段回流口作为塔顶回流，另一股送入粗苯储槽进入下一工段；从粗苯油水分离器排出的不凝汽经过粗苯捕集器回收不凝汽中的少量粗苯，回收后的粗苯返回粗苯油水分离器，从粗苯捕集器排出的剩余不凝汽通过真空泵排出；从粗苯油水分离器分离出的废水经过废水泵送至水处理工段；脱苯段的精馏段在萘油采出口用侧线采出的方式采出萘油，经过冷却后送往萘油分离罐，再由萘油泵送至萘油处理工段；

脱苯段底部热贫油通过外部配管送入储槽段，然后由储槽段循环油出口通过脱苯段循环泵引出并按一定设计数量分成两股，一股在贫富油换热器内贫油与原料富油换热，再经过贫油冷却器降温进入洗苯工段；另一股贫油通过脱苯段电加热器加热后再分为两股，一股作为热源由脱苯段循环油进口返回脱苯段，另一股送至贫油进口进入再生段进行再生；

再生段顶部设冷却盘管利用循环冷却水对再生段顶部气体进行冷凝冷却作为再生段内部自回流，再生段底部同样由再生段循环油出口利用再生段循环泵将再生段底部贫油输送至再生段电加热器加热后由再生段循环油进口返回再生段的底部；大部分洗油再生后从再生段顶部的再生气出口以气相形式返回至再生气返回口进入脱苯段底部，作为脱苯段的热源；再生段塔釜的渣油经排渣口送去焦油大罐，并入焦油加工过程。

本发明解决设备技术问题的技术方案是，设计一种减压脱苯设备,该设备依据本发明所述的电加热脱苯方法，包括脱苯塔、贫富油换热器、贫油冷却器、粗苯冷凝器、粗苯油水分离器、粗苯捕集器、萘油分离罐、富油泵、脱苯段循环泵、再生段循环泵、废水泵、萘油泵、真空泵、粗苯回流泵；在脱苯塔上设有回流口、富油进口、脱苯段循环油进口、萘油采出口、再生气返回口、粗苯汽出口、贫油进口、再生气出口、再生段循环油进口、再生段循环油出口、排渣口和储槽段循环油出口；还有连接管路及管路上必要的控制阀门、计量仪表和连接部件，其特征在于：该脱苯设备仅包括一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下分为三段，依次为脱苯段、再生段和储槽段；其中脱苯段分为精馏段和提馏段，精馏段和提馏段内均由设计数量的塔盘或填料构成；再生段由设计数量的塔盘构成；该脱苯设备还包括脱苯段电加热器和再生段电加热器；脱苯段电加热器和再生段电加热器均安装在独立的操作室内或泵房内。

与现有技术（特别是专利ZL200910014859.7中所述的负压脱苯工艺）相比，本发明方法与设备具有以下特点：

1、取消了管式炉的加热***，改为电加热器加热***（如脱苯段电加热器与再生段电加热器），保证了供热的稳定性和均匀性，热效率提升了25-30%，洗油不易结焦，洗油质量较管式炉加热方式要好，现场无燃烧废气排放，总体能耗较之同规模的专利ZL200910014859.7负压脱苯工艺要低；

2、负压脱苯过程仅利用脱苯塔釜的高温热贫油作为热源，不使用直接蒸汽。这样既保证能源的高效利用，避免了能源浪费，同时又减少了因蒸汽产生的废水，具有明显地节能减排作用，有利于环保；

3、在塔顶处设真空泵，可保证部分重要***的负压要求。负压环境有利于降低了苯的沸点，提高苯在洗油组分中的相对挥发度和降低塔顶逸出混合蒸气的温度，可使操作回流比减小，便于粗苯的分离和冷凝，有一定的节能效果，有效地将贫油含苯降至0.15%以下，苯对干煤的收率与现有技术相比提高35%以上，远远优于现有技术；

4、传统常压工艺需要设置多个油水分离器；而本发明工艺为负压操作，由于没有蒸汽引入，故粗苯分离水较常压工艺少很多，仅需一个粗苯回流罐就能满足粗苯分离水的静止分离要求，工艺简单。

附图说明

图1为本发明减压脱苯方法与设备一种实施例的工艺流程示意图。

图2为本发明减压脱苯方法与设备一种实施例的主体设备立式脱苯塔结构示意图。图中，立式脱苯塔分为三段，从上到下依次为脱苯段、再生段和储槽段。

具体实施方式

下面结合实施例及其附图进一步叙述本发明。具体实施例仅用于详细说明本申请，并不限制本申请权利要求的保护范围。

本发明设计的减压脱苯方法（简称方法，参见图1、2）在传统脱苯工艺基础上，创新地采用电加热法为脱苯工艺提供热源，因此可称为电加热脱苯方法，同时设计脱苯塔、再生塔和储槽塔三塔合一为立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下设计为三段：脱苯段、再生段和储槽段；脱苯段分为精馏段和提馏段，精馏段和提馏段内均由设计数量的塔盘或填料构成；再生段由设计数量的塔盘构成；还包括脱苯段电加热器和再生段电加热器；电加热脱苯方法的具体工艺是：

来自洗苯工段的富油，温度为25-30℃，经过富油泵8后，进入贫富油换热器2内，与来自脱苯段101底部储槽段循环油出口1031的热贫油（温度为200-210℃）换热，换热后的富油温度升高至170-175℃，由富油进口1012进入脱苯塔1的脱苯段101，脱苯段101顶部温度控制在55-60℃，压力控制在30-35KPa（绝压）；脱苯段101顶部由粗苯汽出口1016出来的粗苯汽经过粗苯冷凝器4进行冷凝后，进入粗苯油水分离器5进行油水分离，分离后的粗苯通过粗苯回流泵14后，将粗苯分成两股（路）：一股送至脱苯段回流口1011作为塔顶回流；另一股送入粗苯储槽进入下一工段；从粗苯油水分离器5排出的不凝汽，经过粗苯捕集器6回收不凝汽中的少量粗苯，回收后的粗苯返回粗苯油水分离器5，从粗苯捕集器6排出的剩余不凝汽通过真空泵13排出，使得脱苯段101顶部压力满足设计值的要求，即满足压力控制在30-35KPa（绝压）的要求；从粗苯油水分离器5分离出的废水经过废水泵11送至水处理工段；脱苯段101的精馏段101a在萘油采出口1014用侧线采出的方式采出萘油，经过冷却后送往萘油分离罐7，再由萘油泵12送至萘油处理工段。

脱苯段101底部温度控制在200-210℃，压力控制在45-50kPa（绝压），脱苯段101底部热贫油通过外部配管送入储槽段103，然后由储槽段103循环油出口1031通过脱苯段循环泵9引出并按一定设计数量分成两股：一股在贫富油换热器2内贫油与原料富油换热，再经过贫油冷却器3降温进入洗苯工段；另一股贫油通过脱苯段101电加热器15加热至220-230℃后，再分为两股，一股作为热源由脱苯段循环油进口1013返回脱苯段，另一股（约为贫油量总质量的1-1.5%）送至贫油进口1021进入再生段102进行再生。

再生段102顶部温度控制在230-235℃、压力控制在55-65kPa（绝压）；再生段102底部温度控制在260-270℃，压力控制在65-70kPa（绝压），再生段102顶部设冷却盘管1026，利用循环冷却水对再生段顶部气体进行冷凝冷却，作为再生段102内部自回流，再生段102底部同样，由再生段循环油出口1024利用再生段循环泵10将再生段102底部贫油输送至再生段电加热器16加热至280-290℃后，由再生段循环油进口1023返回再生段102的底部；大部分洗油再生后，从再生段102顶部的再生气出口1022以气相形式返回至再生气返回口1015，进入脱苯段101底部，作为脱苯段101的热源；再生段102塔釜的渣油经排渣口1025送去焦油大罐，并入焦油加工过程。

本发明方法是一种电加热减压脱苯工艺，其以所述的电加热装置代替现有技术中水蒸气加热炉或管式加热炉，作为本发明工艺中能源的主要来源。

本发明同时设计了减压脱苯设备（简称设备，参见图2），该设备依据本发明所述的电加热脱苯方法，包括主体设备脱苯塔1、贫富油换热器2、贫油冷却器3、粗苯冷凝器4、粗苯油水分离器5、粗苯捕集器6、萘油分离罐7、富油泵8、脱苯段循环泵9、再生段循环泵10、废水泵11、萘油泵12、真空泵13和粗苯回流泵14；在脱苯塔上设有回流口1011，富油进口1012，脱苯段循环油进口1013，萘油采出口1014，再生气返回口1015，粗苯汽出口1016，贫油进口1021，再生气出口1022，再生段循环油进口1023，再生段循环油出口1024，排渣口1025，储槽段循环油出口1031，还有连接管路及管路上必要的控制阀门、计量仪表和连接部件等零部件；其特征在于：该脱苯设备仅包括一个立式脱苯塔1，该脱苯塔1内由上到下分为三段，依次为脱苯段101、再生段102和储槽段103；其中脱苯段101内分为精馏段101a和提馏段101b，精馏段101a和提馏段101b内均由设计数量的塔盘或填料构成；实施例的精馏段101a内设13层CJST塔盘1017，提馏段101b为两段规整填料1019，填料顶部采用槽式液体分布器1018，两段规整填料1019之间采用槽盘式气液分布器1020；再生段102采用5层CJMP塔盘1027；再生段由设计数量的塔盘构成；在再生段内，实施例采用CJMP塔盘，其上部安装有冷却盘管1026；该脱苯设备还包括脱苯段电加热器15和再生段电加热器16，为保证使用安全，脱苯段电加热器安装在***界区内独立的操作室内或安置在泵房内；同理，再生段电加热器也安装在***界区内独立的操作室内或安置在泵房内。

本发明方法和设备采用的电加热器，可以根据功率要求在市场上直接购买得到。本实施例中选用的电加热器采用的是电热管直热式，有多个功率选择按钮，根据生产能力进行功率选择，电加热器上有温度调节按钮，根据操作条件进行温度调节；电热管遇到损坏，可以直接更换，便于检修，拆卸方便；另外，在生产能力不高的情况下，也可以关闭再生塔电加热器，避免产能过剩，造成浪费。

所述脱苯段电加热器15内部和再生段电加热器16内部均设计有通电装置，如电热管等。

作为优选，脱苯段的精馏段塔盘采用径向侧导喷射塔盘CJST（该塔盘为申请人的在先专利，即“一种径向侧导喷射塔盘”，专利号ZL200620025314.8中权利要求1所规定的径向侧导喷射塔盘），该塔盘具有生产能力大、板效率高、压力降低、操作弹性大等优点；脱苯段的提馏段优先采用250Y型规整填料和相配套的槽式液体分布器和槽盘式气液分布器；再生段采用一定设计数量的CJMP塔盘（该塔盘为申请人的在先专利，即“一种膜喷射无返混塔板”，专利号ZL200910067917.2中权利要求1所规定的膜喷射无返混塔板），该塔板较其他塔板拥有处理量大、抗堵性能强、塔板效率高等特点，可以增加气液接触面积，提高再生效果，在再生段内，CJMP塔盘上部安装有冷却盘管。

本发明方法的工艺原理是：依靠低压操作条件，降低富油沸点（远离富油常压下的沸点），并提高苯类物质的相对挥发度，在低于常压操作温度的条件下，将苯类物质从富油中蒸脱，使富油得到再生。

本发明方法和设备较其它负压脱苯工艺流程的创新之处在于，脱苯段采用脱苯段电加热器、再生段采用再生段电加热器作为本发明方法中主体设备脱苯塔的加热热源，取代传统的煤气管式炉加热***；脱苯段、再生段和储槽三体合一，节省占地面积，且有足够的高度，有利于塔釜液封。

由于为减压操作，脱苯段底部需要有足够的高度，有利于脱苯段底部液封，且可利用位差产生的势能使得脱苯段底部贫油可自流至储槽段。该方法及设备，具有苯回收率高、质量好；投资与运行费用低、占地面积小；热效率高、节能环保等特点，尤其适用于煤气有较高利用价值或电力资源丰富的厂家，如具有煤气制甲醇工段或发电厂的相关企业应用。

本发明方法的最大优势在于节能减排，清洁生产，不污染环境，具体表现在：电加热器的热效率高达95%以上，现场无燃烧废气排放；

本发明方法的经济效益分析：以焦化生产能力100万吨/年，富油量为100t/h为例，三种方法的每小时能耗对比详见表1。

表1各种脱苯工艺能耗效益分析表

由表1的数据可以看出，两种负压脱苯工艺较常压工艺均节省了蒸汽消耗，降低了能耗，减少了废水排放，节约了废水处理的费用；同时由于负压操作的环境下减低了出塔气的温度，因此也减少了冷却水的用量。

在两种负压脱苯工艺中，本发明负压脱苯电加热工艺方法较现有技术的负压脱苯管式炉工艺方法，没有燃烧废气排放，是实现节能减排环保目标的首选工艺方法。

综上所述，经过计算得出三种工艺运行成本依次为：常压管式炉工艺＞负压脱苯管式炉工艺＞负压脱苯电加热工艺。

本发明未述及之处适用于现有技术。

Claims (4)

1.一种减压脱苯方法，该方法采用电加热为脱苯工艺提供热源，同时设计一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下设计为三段：脱苯段、再生段和储槽段；其具体工艺步骤如下：

来自洗苯工段的富油经过富油泵后，进入贫富油换热器内，与来自脱苯段底部储槽段循环油出口的热贫油换热，由富油进口进入脱苯段；脱苯段顶部由粗苯汽出口出来的粗苯汽经过粗苯冷凝器进行冷凝后，进入粗苯油水分离器进行油水分离，分离后的粗苯通过粗苯回流泵后，将粗苯分成两股，一股送至脱苯段回流口作为塔顶回流，另一股送入粗苯储槽进入下一工段；从粗苯油水分离器排出的不凝汽经过粗苯捕集器回收不凝汽中的少量粗苯，回收后的粗苯返回粗苯油水分离器，从粗苯捕集器排出的剩余不凝汽通过真空泵排出；从粗苯油水分离器分离出的废水经过废水泵送至水处理工段；脱苯段的精馏段在萘油采出口用侧线采出的方式采出萘油，经过冷却后送往萘油分离罐，再由萘油泵送至萘油处理工段；

脱苯段底部热贫油通过外部配管送入储槽段，然后由储槽段循环油出口通过脱苯段循环泵引出并按一定设计数量分成两股，一股在贫富油换热器内贫油与原料富油换热，再经过贫油冷却器降温进入洗苯工段；另一股贫油通过脱苯段电加热器加热后再分为两股，一股作为热源由脱苯段循环油进口返回脱苯段，另一股送至贫油进口进入再生段进行再生；

再生段顶部设冷却盘管利用循环冷却水对再生段顶部气体进行冷凝冷却作为再生段内部自回流，再生段底部同样由再生段循环油出口利用再生段循环泵将再生段底部贫油输送至再生段电加热器加热后由再生段循环油进口返回再生段的底部；大部分洗油再生后从再生段顶部的再生气出口以气相形式返回至再生气返回口进入脱苯段底部，作为脱苯段的热源；再生段塔釜的渣油经排渣口送去焦油大罐，并入焦油加工过程。

2. 一种减压脱苯设备, 该设备依据权利要求1所述的减压脱苯方法，包括脱苯塔、贫富油换热器、贫油冷却器、粗苯冷凝器、粗苯油水分离器、粗苯捕集器、萘油分离罐、富油泵、脱苯段循环泵、再生段循环泵、废水泵、萘油泵、真空泵、粗苯回流泵；在脱苯塔上设有回流口、富油进口、脱苯段循环油进口、萘油采出口、再生气返回口、粗苯汽出口、贫油进口、再生气出口、再生段循环油进口、再生段循环油出口、排渣口和储槽段循环油出口；还有连接管路及管路上必要的控制阀门、计量仪表和连接部件，其特征在于：该脱苯设备仅包括一个立式脱苯塔，该脱苯塔内由上到下分为三段，依次为脱苯段、再生段和储槽段；其中脱苯段分为精馏段和提馏段，精馏段和提馏段内均由设计数量的塔盘或填料构成；再生段由设计数量的塔盘构成；该脱苯设备还包括脱苯段电加热器和再生段电加热器；脱苯段电加热器和再生段电加热器均安装在独立的操作室内或泵房内。

3.根据权利要求2所述的减压脱苯设备，其特征在于在所述脱苯段的精馏段塔盘采用径向侧导喷射塔盘，该塔盘为专利号ZL200620025314.8中权利要求1所规定的径向侧导喷射塔盘。

4.根据权利要求2所述的减压脱苯设备，其特征在于在所述再生段采用专利号ZL200910067917.2中权利要求1所规定的膜喷射无返混塔板。

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