一种节能负压粗苯蒸馏方法及装置

技术领域

本发明涉及炼焦化工产品回收技术领域，特别涉及一种节能负压粗苯蒸馏方法及装置。

背景技术

目前焦化行业中常见的粗苯蒸馏方法一般包括常压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法、负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法；目前此方法是焦化行业的首选粗苯蒸馏方法，应用较为广泛。负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法是使得脱苯系统呈负压状态进行操作，操作压力一般控制在-70kPag～-40kPag。相对于常压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法，此方法增加了真空设备等少量投资，但能够大幅降低过热蒸汽的消耗，每得到1吨粗苯约消耗0.75～0.8吨的过热蒸汽，进一步降低了废水量的产生，降低了综合能耗；相比于常压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法，负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法综合能耗降低了15％左右，虽然综合能耗得到了降低，但粗苯蒸馏能耗在焦化煤气净化装置中占比仍处在前列，因此针对于粗苯蒸馏，能耗节约和成本降低为导向的新方法探索仍是一个重要课题。

专利授权公告号为CN 104403704B的中国专利公开了“蒸汽加热洗油负压粗苯蒸馏工艺及设备”，采用低压过热蒸汽再生贫油后，再生贫油后的含油蒸汽进入脱苯塔对富油中的粗苯进行解吸；此发明方法采用蒸汽在洗油加热器中对含粗苯洗油进行加热至160～200℃后进入脱苯塔，相比管式炉加热洗油。有效遏制了洗油的结渣程度，节省了洗油消耗；但此发明方法在综合能耗上相对于现有负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法没有更大的节能效果。

专利授权公告号为CN 101544913B的中国专利公开了“一种负压脱苯方法及设备”，采用管式炉加热脱苯塔底循环热贫油为脱苯塔提供塔底热源，利用洗油被加热闪蒸后形成洗油蒸汽来汽提粗苯；此发明方法没有外来蒸汽进入脱苯系统，不会增加废水的产生，但操作温度较高脱苯塔底贫油温度一般控制在220～240℃，塔底贫油温度较高会增加洗油变质的程度，必然会加大洗油消耗量；能耗相比常压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法相比减少20％以上，节能效果仍有限。

专利公开号为CN202310603930.5的中国专利公开了“一种节能型负压脱苯工艺及系统”，采用一部分粗苯分离水进入蒸发器经中压凝结水加热产生蒸汽，再将产生的蒸汽经蒸汽过热器与中压凝结水过热后通入贫油再生器底部与再生贫油循环加热的组合方式来为贫油再生器底、脱苯脱底提供上升汽提蒸汽；此发明工艺没有采用外来蒸汽进入脱苯系统，没有额外废水产生，在综合能耗上相比常压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法相比降低了31.6％，节能效果显著。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是提供一种节能负压粗苯蒸馏方法及装置，克服现有技术的不足，既减少洗脱苯工艺中洗油的消耗量，又大幅降低粗苯蒸馏综合能耗，降低运行费用，减少固定投资。

为实现上述目的，本发明采用以下技术方案实现：

一种节能负压粗苯蒸馏方法，包括解吸汽余热回收初步冷凝、初步冷凝液冷却与油水分离、二次冷凝冷却与抽真空、二次冷凝液油水分离和初步冷凝油相残余粗苯回收，具体步骤如下：

步骤1：解吸汽余热回收初步冷凝，经换热工序和富油加热升温后的热富油由顶部进入粗苯汽提塔，通过汽提蒸汽进行粗苯解吸，解吸出的油汽和水蒸汽由顶部汽油出口送至余热回收换热器进行初步部分冷凝，被初步部分冷凝后的汽液混合物直接进入1#汽液分离器中进行汽液两相分离；

步骤2：初步冷凝液冷却与油水分离，经1#汽液分离器分离后的冷凝液进入油水冷却器冷却，冷却后的油水混合物进入油水分离器进行油水两相分离，分离后的油相为初步冷凝油进入油缓冲槽；

步骤3：二次冷凝冷却与抽真空，经1#汽液分离器分离后的汽相部分进入粗苯冷凝冷却器冷凝冷却，冷凝冷却后的汽液混合物直接进入2#汽液分离器进行汽液两相分离；经2#汽液分离器离分出的不凝汽相部分进入真空设备进行抽吸，然后送至洗苯前煤气系统；

步骤4：二次冷凝液油水分离，经2#汽液分离器分离后的冷凝液进入粗苯油水分离器进行粗苯相与水相的两相分离，得到产品粗苯，送入储存工序；

步骤5：初步冷凝油残余粗苯回收，油缓冲槽中的油相经冷油泵送至粗苯回收塔顶部，粗苯回收塔内通过蒸汽进行蒸苯，得到的粗苯油汽从粗苯回收塔顶部出口送至粗苯冷凝冷却器前端。参与二次冷凝冷却与抽真空操作，粗苯回收塔底部的热油经热油泵送至粗苯汽提塔底部汽相空间进行闪蒸，为粗苯汽提塔解吸富油中的粗苯提供部分汽提蒸汽。

所述的步骤1中进入粗苯汽提塔的热富油的温度为140℃～160℃。

所述的步骤1中粗苯汽提塔顶部的操作压力为-40kPag～-70kPag。

所述的步骤1中粗苯汽提塔解吸出的油汽和水蒸汽混合物的温度为140℃～160℃。

所述的步骤1中余热回收换热器初步部分冷凝后的汽液混合物的温度为70℃～100℃。

所述的步骤2中油水冷却器冷却后的油水混合物的温度为35℃～50℃。

所述的步骤3中粗苯冷凝冷却器冷凝冷却后的汽液混合物的温度为20℃～30℃。

所述的步骤5中粗苯回收塔顶部的操作压力为-40kPag～-70kPag。

所述的步骤5中粗苯回收塔得到的粗苯油汽的温度为90℃～110℃。

所述的步骤5中的粗苯回收塔底部热油温度为200℃～230℃。

一种节能负压粗苯蒸馏装置，包括粗苯汽提塔、余热回收换热器、1#汽液分离器、粗苯冷凝冷却器、2#汽液分离器、粗苯油水分离器、真空设备、油水冷却器、油水分离器、油缓冲槽、冷油泵、粗苯回收塔、再沸器、热油泵；粗苯汽提塔顶部的油汽出口与余热回收换热器的汽相入口相连；余热回收换热器底部与1#汽液分离器顶部的汽液混合物入口直接相连；1#汽液分离器的汽相出口与粗苯冷凝冷却器的汽相入口相连；粗苯冷凝冷却器底部与2#汽液分离器顶部的汽液混合物入口直接相连；2#汽液分离器的汽相出口与真空设备的汽相入口相连；真空设备的汽相出口与洗苯前煤气系统管道相连；2#汽液分离器的液相出口与粗苯油水分离器相连；1#汽液分离器的液相出口与油水冷却器的油水入口相连；油水冷却器的油水出口与油水分离器的油水入口相连；油水分离器的油相出口与油缓冲槽的油入口相连；油缓冲槽的油出口与冷油泵入口相连；冷油泵出口与粗苯回收塔顶部的液相入口相连；粗苯回收塔塔底部连接再沸器；粗苯回收塔顶部的粗苯油汽出口与进入粗苯冷凝冷却器汽相入口的油汽管道相连；粗苯回收塔底部的热油出口与热油泵入口相连；热油泵出口与粗苯汽提塔底部的汽相空间相连。

所述的粗苯汽提塔为填料式。

所述的粗苯回收塔可为板式或填料式。

与现有的技术相比，本发明的有益效果是：

1)在操作方面，与现有焦化粗苯蒸馏方法的脱苯塔设备相比，本发明热富油从粗苯汽提塔顶部进入，粗苯汽提塔无需设置精馏段。有效降低了塔体高度，方便操作，也降低了设备投资；无需设置精馏段可进一步减小了塔体的压力降，利于洗油中粗苯解吸。

2)在洗油消耗方面，与现有焦化粗苯蒸馏方法相比，本发明粗苯汽提塔内富油(含苯洗油)能够在较低的温度下进行解吸粗苯，操作温度降低，可降低洗油变质程度，降低洗油消耗。

3)在应用能源品质方面，与现有焦化粗苯蒸馏方法相比，本发明热富油以较低的温度进入粗苯汽提塔进行粗苯解吸。来源于洗苯工序的冷富油经脱苯塔底热贫油换热，之后的富油加热工序中可用低压蒸汽等较低品质热源对富油进行加热，降低了现有焦化粗苯蒸馏方法对高压热源的依赖性。

4)在余热回收方面，不同于现有粗苯蒸馏方法，本发明在解吸汽余热回收初步冷凝过程中，使余热水升温，余热水用量5.8t余热水/吨粗苯。余热水可用于焦化厂夏季制冷机或冬季采暖提供热源或作为真空碳酸钾脱硫再生塔热源，这大幅提高了焦化厂自身能源利用率，降低生产企业的运行成本。

5)在能耗节约方面，与现有应用最为广泛的负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法相比，本发明方法运行成本可降低54.4％，大幅降低焦化企业的运行成本。

附图说明

图1为本发明的结构示意图。

图中：粗苯汽提塔1、余热回收换热器2、1#汽液分离器3、粗苯冷凝冷却器4、2#汽液分离器5、粗苯油水分离器6、真空设备7、油水冷却器8、油水分离器9、油缓冲槽10、冷油泵11、粗苯回收塔12、再沸器13、热油泵14。

具体实施方式

需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个以上。

在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

如图1，一种节能负压粗苯蒸馏装置，包括粗苯汽提塔1、余热回收换热器2、1#汽液分离器3、粗苯冷凝冷却器4、2#汽液分离器5、粗苯油水分离器6、真空设备7、油水冷却器8、油水分离器9、油缓冲槽10、冷油泵11、粗苯回收塔12、再沸器13、热油泵14；粗苯汽提塔1顶部的油汽出口与余热回收换热器2的汽相入口相连；余热回收换热器2底部与1#汽液分离器3顶部的汽液混合物入口直接相连；1#汽液分离器3的汽相出口与粗苯冷凝冷却器4的汽相入口相连；粗苯冷凝冷却器4底部与2#汽液分离器5顶部的汽液混合物入口直接相连；2#汽液分离器5的汽相出口与真空设备7的汽相入口相连；真空设备7的汽相出口与洗苯前煤气系统管道相连；2#汽液分离器5的液相出口与粗苯油水分离器6相连；1#汽液分离器3的液相出口与油水冷却器8的油水入口相连；油水冷却器8的油水出口与油水分离器9的油水入口相连；油水分离器9的油相出口与油缓冲槽10的油入口相连；油缓冲槽10的油出口与冷油泵11入口相连；冷油泵11出口与粗苯回收塔12顶部的液相入口相连；粗苯回收塔12塔底部连接再沸器13；粗苯回收塔12顶部的粗苯油汽出口与进入粗苯冷凝冷却器4汽相入口的油汽管道相连；粗苯回收塔12底部的热油出口与热油泵14入口相连；热油泵14出口与粗苯汽提塔1底部的汽相空间相连。

所述粗苯汽提塔1为填料式。

所述粗苯回收塔12可为板式或填料式。

一种节能负压粗苯蒸馏方法，先对粗苯汽提塔解吸出的油汽和水蒸汽进行初步冷凝，回收热量加热余热水，再对初步冷凝后的油汽进行冷凝冷却；初步冷凝后得到的液相经油水分离后，再通过粗苯回收塔回收油相中残余粗苯。包括解吸汽余热回收初步冷凝、初步冷凝液冷却与油水分离、二次冷凝冷却与抽真空、二次冷凝液油水分离和初步冷凝油相残余粗苯回收，具体步骤如下：

1)解吸汽余热回收初步冷凝：经换热工序和富油加热升温后140℃～160℃的热富油由顶部进入粗苯汽提塔，通过汽提蒸汽进行粗苯解吸，粗苯汽提塔底部粗苯解吸用汽提蒸汽由贫油再生含油水蒸汽或直接过热蒸汽来提供；粗苯汽提塔顶部的操作压力为-40kPag～-70kPag；解吸后的140℃～160℃热贫油由塔底排出，解吸出的140℃～160℃的油汽和水蒸汽由顶部汽油出口送至余热回收换热器，余热回收换热器内经余热水换热进行初步部分冷凝，被初步部分冷凝后的70℃～100℃汽液混合物直接进入1#汽液分离器中进行汽液两相分离；

2)初步冷凝液冷却与油水分离：经1#汽液分离器分离后的冷凝液进入油水冷却器，经循环水冷却后的35℃～50℃油水混合物进入油水分离器进行油水两相分离，分离后的油相为初步冷凝油进入油缓冲槽；

3)二次冷凝冷却与抽真空：经1#汽液分离器分离后的汽相部分进入粗苯冷凝冷却器，粗苯冷凝冷却器内经循环水和低温水换热进行冷凝冷却，冷凝冷却后的20℃～30℃汽液混合物直接进入2#汽液分离器进行汽液两相分离；经2#汽液分离器离分出的不凝汽相部分进入真空设备进行抽吸，然后送至洗苯前煤气系统；

4)二次冷凝液油水分离：经2#汽液分离器分离后的冷凝液进入粗苯油水分离器进行粗苯相与水相的两相分离，得到产品粗苯，送入储存工序；

5)初步冷凝油残余粗苯回收：油缓冲槽中的油相经冷油泵送至粗苯回收塔顶部，粗苯回收塔内通过蒸汽进行蒸苯，粗苯回收塔顶部的操作压力为-40kPag～-70kPag，得到的90℃～110℃粗苯油汽从粗苯回收塔顶部出口送至粗苯冷凝冷却器前端，参与二次冷凝冷却与抽真空操作，粗苯回收塔底部的200℃～230℃热油经热油泵送至粗苯汽提塔底部汽相空间进行闪蒸，为粗苯汽提塔解吸富油中的粗苯提供部分汽提蒸汽。

以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

为使本发明的目的、技术方案和技术效果更加清楚，现对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。但以下所描述的实施例仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。结合本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其它实施例，都属于本发明保护的范围。

实施例

以洗油循环量为300m

1)洗苯工序送来温度为27℃的富油与粗苯汽提塔1底抽出温度为148℃的热贫油换热至138℃后，再被0.6MPag低压蒸汽加热至150℃后进入粗苯汽提塔1顶部；粗苯汽提塔1底部粗苯解吸用汽提蒸汽由贫油再生含油水蒸汽或直接过热蒸汽来提供；粗苯汽提塔1顶部操作压力为-50kPag，粗苯蒸汽和水蒸汽在温度为148℃的工况进入余热回收换热器2与63℃的余热水进行初步冷凝至75℃，余热水换热至73℃，被初步冷凝后的汽液混合物进入1#汽液分离器3进行汽液两相分离；粗苯汽提塔1底温度为148℃的热贫油经泵与洗苯工序送来的富油换热至37℃后，再经低温水冷却至27℃后送洗苯工序；

2)经1#汽液分离器3分离后温度为75℃的液相部分进入油水冷却器8经循环水冷却至40℃后进入油水分离器9进行油水两相分离操作，两相分离后的油相进入油缓冲槽10；

3)经1#汽液分离器3分离后的温度为75℃汽相部分进入粗苯冷凝冷却器4与循环水和低温水换热，被冷凝冷却后温度为25℃的汽液混合物进入2#汽液分离器5中进行汽液两相分离；经分2#汽液分离器5离出的不凝汽相部分进入真空设备7进行抽吸送至洗苯前煤气系统；真空设备7前的抽吸压力为-54kPag；

4)经2#汽液分离器5分离后的液相部分进入粗苯油水分离器6进行粗苯相与水相进行两相分离操作，两相分离后的粗苯相作为产品送入储存工序；

5)油缓冲槽10中的液相油经冷油泵11送至粗苯回收塔12顶部进行蒸苯，回收油相中存在的少量粗苯；粗苯回收塔12顶部油汽以操作压力为-50kPag，操作温度为105℃的工况与1#汽液分离器3分离后汽相部分管道混合进入粗苯冷凝冷却器4；粗苯回收塔12底部再沸器的热源采用干熄焦送来的3.0MPag中压蒸汽；粗苯回收塔12底部连接再沸器13，粗苯回收塔12底部温度为220℃的热油经热油泵14送至粗苯汽提塔1底部汽相空间进行闪蒸，为粗苯汽提塔1解吸富油中的粗苯提供少量汽提蒸汽。

实施例中，粗苯汽提塔底部贫油中苯系物质量分数＜0.2％。加热富油用0.6MPa饱和蒸汽耗量为3.5t/h；直接汽提用(或再生贫油用)温度为400℃的低压过热蒸汽耗量为4.2t/h；粗苯回收塔底再沸器热源3.0MPag中压蒸汽耗量为1t/h；循环水总耗量为185m

本发明实施例的经济效益分析：以洗油循环量为300m

表1

由上表可知两种粗苯蒸馏方法运行成本依次为：负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法＞本申请节能负压粗苯蒸馏方法，本发明与现有应用最为广泛的负压过热蒸汽汽提法粗苯蒸馏方法相比，本发明方法运行成本可降低54.4％。

尽管已经示出和描述了本发明的实施例子，对于本领域的普通技术人员而言，可以理解在不脱离本发明的原理和基本精神的情况下对这些实施例进行多种变化、修改、替换和变形，本发明的范围由所附权利要求及其等同物限定。