控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法
【专利摘要】本发明公开了一种控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法，所述方法包括：将所述洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的1wt％-1.5wt％；降低所述脱苯塔塔顶温度；和提高所述洗油再生器的排渣次数，并减小向系统中补充洗油的周期。本发明提供的方法，有效解决了焦炉气洗脱苯工艺中洗苯后焦炉气中的苯含量较高的问题，同时，使得苯回收中吨苯的洗油消耗量明显降低。
【专利说明】
控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法
技术领域
[0001]本发明涉及焦炉气洗脱苯工艺，尤其一种控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法。
【背景技术】
[0002]洗脱苯系统是焦化生产的主要工段之一，主要是回收焦炉煤气中的苯得到粗苯，而洗苯、蒸馏部分又是脱苯工段的关键工序，其工艺复杂，各种操作指标多，操作难度大，因此如何稳定粗苯生产、提高粗苯回收率、降低洗油消耗成为焦化厂的技术关键。
[0003]从焦炉煤气经吸收和解吸等处理后得到的粗苯是多种苯族芳烃的混合物，是一种重要的炼焦化学产品，具有较高的经济价值。从焦炉煤气中回收苯族芳烃(以下统称苯)的方法主要有洗油吸收法、固体吸附法和保冷凝结法。其中，洗油吸收法是目前较为常用的脱苯手段，例如采用焦油洗油常压吸收法，利用波纹填料洗苯塔进行单塔洗苯，塔底排出的富油(吸收了苯的洗油称为富油)经过换热后再经管式炉加热，经管式炉加热的富油送入脱苯塔脱苯，塔底引出的贫油(脱除苯后的洗油称为贫油)由塔底引出，大部分经换热后返回洗苯塔循环利用，另有小部分贫油送入洗油再生器，在蒸汽间接加热和直接蒸吹下再生，再生出的油气和水蒸气经由洗油再生器的顶部送入脱苯塔，脱苯塔塔顶物料经换热分离后得到粗苯。
[0004]然而，在实际生产中，经上述洗脱苯系统处理后焦炉气中苯含量仍较高，分析主要有以下两点原因:
[0005](I)洗苯塔后煤气含苯量高，说明该工艺中洗苯塔对煤气中的粗苯的吸收效果差，吸收的苯少，进而导致粗苯回收率较低。
[0006](2)贫油含苯量高，说明在脱苯塔中富油的脱苯效果较差，苯难以有效脱除，从而导致粗苯回收率较低。
[0007]为了解决上述问题，需要对焦炉气洗脱苯系统的有关工艺进行改造。
【发明内容】
[0008]本发明的目的在于提供一种控制焦炉气洗脱苯工艺中洗苯后焦炉气苯含量的方法，以解决焦炉气洗脱苯工艺中洗苯后焦炉气中的苯含量较高的问题。
[0009]为实现上述发明目的，本发明采用以下技术方案:
[0010]一种控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法，其特征在于，所述方法包括:
[0011]-将洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的lwt%-1.5wt% ;
[0012]-降低所述脱苯塔塔顶温度；和
[0013]-提高所述洗油再生器的排渣次数，并减小向系统中补充洗油的周期。
[0014]本发明所提供的控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气中苯含量的方法主要包括上述几方面的技术措施。在上述措施的共同作用下，所得到的焦炉气的苯含量有效降低。但本领域技术人员可以理解，上述各项措施之间并无先后顺序。
[0015]在本发明的方法中，将所述洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的lwt% -1.5wt% ;为了防止系统中洗油内重组分逐渐积聚，需要利用洗油再生器，通过送入蒸汽以间接加热和直接蒸吹后，使洗油(贫油)气化进入脱苯塔，从而在所述再沸器底部剩余残渣。在本发明中，可以通过调节送入所述洗油再生器的蒸汽用量，控制所述洗油再生器内贫油的再生量。通过严格控制洗油再生器内贫油的再生量，以调整系统中洗油的轻组分和重组分的组成，使洗油在苯的吸收性能与解吸性能之间取得较好的平衡。在本发明的方法中，优选地，将所述洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的
1.1wt% -1.4wt% ;进一步优选地，将所述洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的 1.2wt% -1.3wt% ο
[0016]在本发明的方法中，需要降低脱苯塔塔顶温度；在脱苯塔中，自脱苯塔上部引入的富油与脱苯塔下部进入的蒸汽逆流接触，以解吸富油中的苯，解吸产物自脱苯塔的塔顶引出，解析后所得的贫油自塔底引出。通过降低塔顶温度，与提高塔顶温度相比，虽然不利于洗油的充分解吸，并可能导致贫油中含苯量上升，但降低温度也更有利于保留贫油中对苯吸收效果更佳的轻质组分的含量，在本发明中，仍有利于提高粗苯回收率。
[0017]根据本发明的方法，优选地，将所述脱苯塔塔顶的温度控制为83°C _88°C。研究发现，脱苯塔塔顶温度是控制粗苯180°C前馏出量的主要工艺指标。塔顶温度控制过高，粗苯180°C馏出量低，带入洗油多，洗油单耗高；而如果塔顶温度过低，粗苯产量低。在本发明中，可以通过调节脱苯塔塔顶的粗苯回流量控制脱苯塔的塔顶温度，例如，当脱苯塔的塔顶温度高于88°C时，增大塔顶回流；当塔顶温度小于83时，减小塔顶回流。进一步优选地，将所述脱苯塔塔顶的温度控制为83°C _85°C;更进一步优选地，将所述脱苯塔塔顶的温度控制为 83.5-840C ο
[0018]在本发明的方法中，需要加大所述洗油再生器的排渣次数，并减小向系统中(例如向洗苯塔中)补充洗油的周期。贫油在所述洗油再生器内再生后剩余残渣，通常这些残渣会积累到一定量后定期排出。本发明加大排渣次数，可以及时将系统中的大分子组分排出，通过反复试验，优选地，将所述洗油再生器的排渣周期调整为每3-4天排渣一次，与原来每7天排渣一次相比，可以有效减少其与洗油小分子组分的聚合反应，并成功减少月排渣总量，提高了循环洗油油品质量，进而提高了洗苯效果。同时，优选地，每排渣2-3次向系统中补充洗油一次，与原来I个月补充洗油一次相比，减小了向系统中(例如向洗苯塔中)补充洗油的周期，通过及时补充洗油，可以进一步提高循环洗油质量，提高洗苯效果。
[0019]根据本发明的方法，优选地，向系统中补充的洗油中联苯、α-甲基萘、β-甲基萘、二甲基萘含量总和> 30wt% ;进一步优选地，向系统中补充的洗油具有以下性质:密度为L03-L06g/cm3，粘度E5Q< L 2，水含量< lwt%，酚含量< 0.5wt %，230 °C馏出量彡 3wt%，270°C馏出量> 85wt%，300°C馏出量> 96wt%。
[0020]根据本发明的方法，优选地，本发明的方法还包括提高所述洗油再生器的排渣温度，排渣温度较低，可能导致洗油的再生程度不够，造成洗油中的有效组分随残渣排出，浪费洗油。优选地，排渣时延迟关闭进油阀，逐步减少进油量，将排渣温度控制在250-270°C，洗油再生程度较高；进一步优选地，将排渣温度控制在260-270°C;更优选地，将排渣温度控制在 263-268 °C。
[0021]本发明提供的控制焦炉气洗脱苯工艺中粗苯回收率的方法，有效解决了焦炉气洗脱苯工艺中洗苯后焦炉气中的苯含量较高的问题，例如，使得洗苯后的焦炉气中苯含量(塔后苯)不大于0.48g/Nm3。同时，使得苯回收中，吨苯的洗油消耗量(洗油单耗)明显降低，不大于25kg，与优化前动辄超过60kg的吨苯洗油消耗相比，优化效果十分明显。
【附图说明】
[0022]图1为本发明所涉及的洗脱苯系统示意图。
【具体实施方式】
[0023]下面结合附图进一步详细说明本发明所提供的方法，但本发明并不仅限于此。
[0024]图1为本发明所涉及的洗脱苯系统示意图，为了便于理解，其中省略了一些换热设备、物料输送设备、阀门和仪表等，但并不影响本领域技术人员理解。如图1所示，经过前期处理的焦炉煤气进入洗苯塔1，与洗油逆流接触，以利用洗油吸收焦炉煤气中的苯，在塔顶得到洗苯后的焦炉气，在塔底得到富油。富油经过换热单元(图中未示出)换热升温后，进入管式炉2被进一步加热，加热后的富油送入脱苯塔3。在脱苯塔3内，蒸汽和来自洗油再生器4的气化产物与塔内向下流动的富油逆流接触，以使富油中的苯解吸，解吸出的苯与蒸汽以及其它组分的混合物自塔顶引出，换热后，进入分离单元5，分离出水、轻分缩油和重分缩油，得到粗苯。解析出苯后的贫油自塔底引出，一部分贫油进入洗油再生器4再生，在洗油再生器4内，贫油在蒸汽的间接加热和直接蒸吹下气化，得到的油气和水蒸气进入脱苯塔3下部，剩余的残渣从洗油再生器4底部排出；其余贫油经换热冷却(例如与富有换热)后循环回到洗苯塔I继续作为洗油使用。
[0025]下面通过实施例和对比例进一步阐述本发明，但本发明并不仅限于此。
[0026]实施例1
[0027]以内蒙古庆华集团有限公司化产一车间洗脱苯系统为例，优化工艺指标前，洗油单耗64.58kg/t粗苯，贫油含苯1.22g/Nm3，塔后苯1.17g/Nm3。调整后，塔顶温度84°C，富油温度180-185°C，过热蒸汽温度420-440°C，洗油再生量控制在1.35%，排渣温度控制在260°C，排渣周期调整为3天一次，排渣两次后补充洗油(所补充的洗油为GBT 24217-2009合格品:密度为1.03-1.06g/cm3，粘度E50为1.40-1.45，水含量为0.8-0.9wt%，酚含量为0.42-0.45wt%，230°C 馏出量为 2.8-3wt%，300°C 馏出量为 91-93wt% ;并且联苯、α-甲基萘、甲基萘、二甲基萘含量总和为23-25wt% )，按照以上工艺指标执行生产后，洗油单耗月均值降至25kg/t，塔后苯含量月均值降至0.33g/Nm3，这两项指标较之前工艺大幅下降，具有明显的经济效益。
[0028]实施例2
[0029]以内蒙古庆华集团有限公司化产二车间洗脱苯系统为例，优化工艺指标前，洗油单耗66.91kg/1粗苯，贫油含苯1.24g/Nm3，塔后苯1.llg/Nm3。调整后，塔顶温度83.5°C，富油温度182 ± 1°C，过热蒸汽温度430 ± 10°C，洗油再生量控制在1.5%，排渣温度控制在260°C，排渣周期调整为4天一次，排渣三次后补充洗油(所补充的洗油具有如下性质:密度为 1.03-1.06g/cm3，粘度 E50为 1.1-1.12，水含量为 0.8-0.9wt%，酚含量 0.3-0.35wt%,230 °C馏出量为0wt%，270°C馏出量为90_96wt %，300°C馏出量为97_98wt% ;并且联苯、α -甲基萘、β -甲基萘、二甲基萘含量总和为31_33wt% )，按照以上工艺参数执行生产后，洗油单耗月均值降至18kg/t，塔后苯含量月均值降至0.48g/Nm3，这两项指标较之前工艺大幅下降，具有明显的经济效益。
[0030]实施例3
[0031]以内蒙古庆华集团有限公司化产三车间洗脱苯系统为例，优化工艺指标前，洗油单耗75.35kg/t粗苯，塔后苯0.85g/Nm3。调整塔顶温度范围至85°C，富油温度降至185 ± 1°C，过热蒸汽温度410-430 V，洗油再生量控制在1.0 %，排渣温度控制在270 V，排渣周期调整为2天一次，排渣两次后补充洗油(所补充的洗油为GBT 24217-2009 —等品:密度为1.03-1.06g/cm3，粘度E50为1.40-1.45，水含量为0.8-0.9wt %，酚含量 0.42-0.45wt %，230 °C 馏出量 2.8_3wt %，270 °C 馏出量为 75_85wt %，300 °C 馏出量为97_98wt% ;并且联苯、α-甲基萘、β -甲基萘、二甲基萘含量总和为31_33wt% )，按照以上工艺参数执行生产后，洗油单耗月均值降至20kg/t，塔后苯含量月均值降至0.llg/Nm3,这两项指标较之前工艺大幅下降，具有明显的经济效益。
【主权项】
1.一种控制焦炉气洗脱苯系统中洗苯后焦炉气苯含量的方法，其特征在于，所述方法包括: -将洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的lwt% -1.5wt% ; -降低所述脱苯塔塔顶温度；和 -提高所述洗油再生器的排渣次数，并减小向系统中补充洗油的周期。2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，将所述洗油再生器内贫油的再生量控制为脱苯塔塔底引出贫油的1.1wt % -1.4wt% ο3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，通过调节送入所述洗油再生器的蒸汽量和温度，控制所述洗油再生器内贫油的再生量。4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，将所述脱苯塔塔顶温度控制在83°C-85°C。5.如权利要求4所述的方法，其特征在于，将所述脱苯塔塔顶温度控制在83.5 0C -84。。。6.如权利要求4或5所述的方法，其特征在于，通过调节所述脱苯塔塔顶的粗苯回流量控制脱苯塔的塔顶温度。7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，将所述洗油再生器的排渣周期调整为每3-4天排渣一次；每排渣2-3次向系统中补充洗油。8.如权利要求7所述的方法，其特征在于，向系统中补充的洗油中联苯、α-甲基萘、β-甲基萘、二甲基萘含量总和> 30wt%。9.如权利要求8所述的方法，其特征在于，向系统中补充的洗油具有以下性质:密度为1.03-1.06g/cm3，粘度E5Q< 1.2，水含量< lwt%，酚含量<0.5wt%，230°C馏出量彡 3wt%，270°C馏出量> 85wt%，300°C馏出量> 96wt%。10.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括提高所述洗油再生器的排渣温度。
【文档编号】C10K1/18GK105985815SQ201510052531
【公开日】2016年10月5日
【申请日】2015年2月2日
【发明人】陈学伟, 郝树甫, 刘海龙, 苏燕兵, 胡风山, 韩俊华, 韩焕波, 贾登伟, 申宝林, 廉爱玲
【申请人】中国庆华能源集团有限公司, 内蒙古庆华集团有限公司