一种自共沸负压脱苯工艺的制作方法

本发明涉及一种自共沸负压脱苯工艺，属于化工工艺领域。

背景技术：

焦化行业产能过剩且粗放式的管理，使得焦化企业面临的成本和环境压力都日益巨大，焦化过程中余热、余能的利用率偏低，废水大量排放是现在焦化企业普遍面临的增加成本和威胁环境的主要问题。因此如果能够降低煤气、蒸汽等一次能源介质的消耗，提高过程余热利用率，可以大大降低企业成本。

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。

技术实现要素：

本发明克服了上述现有技术的不足，提供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，并且节约成本。

一种自共沸负压脱苯工艺，包括如下步骤：

洗苯工段送出的富油和从脱苯工段蒸出的粗苯油水混合汽共同送入粗苯冷凝冷却器，换热后将富油预热到55-65℃，粗苯油水混合汽冷却到28-32℃；

预热后的富油通过贫富油换热器与脱苯工段送出的热贫油换热，富油升温到140-160℃，进入富油加热器，富油通过蒸汽加热到185-195℃，进入脱苯工段；

冷却后的粗苯油水混合汽送入粗苯油水分离器，分离出粗苯和油水混合液，分离的粗苯至粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔顶作回流，其余部分入粗苯中间槽，然后由粗苯输送泵送往罐区；分离的油水混合液送到控制分离器，在此分离出的油去地下放空槽，分离出的水去苯工段水分储存槽，再进入终冷冷凝液槽，与终冷冷凝液一并送冷鼓工段；

脱苯工段送出的热贫油，一部分送入贫富油换热器与预热后的富油换热，热贫油降温到90℃送入贫油槽，由冷贫油泵加压将降温后的贫油送至贫油冷却器，分别被循环水和制冷水冷却至约30℃，冷却后的贫油送到洗苯工段喷淋洗涤煤气；另一部分热贫油自流入贫油加热器加热，加热后返回脱苯工段，为脱苯工段提供热源；

脱苯工段的塔顶部分冷凝水作为共沸剂使用，贫油加热器排出的蒸汽冷凝液先去共沸剂加热器加热循环共沸剂，送往闪蒸槽，闪蒸后得到低压蒸汽和低压蒸汽冷凝液，低压蒸汽并入低压饱和蒸汽管网，低压蒸汽冷凝液经冷却后送往界区外。

进一步的，上述的脱苯工段为负压脱苯塔，脱苯塔塔顶温度控制在70-75℃左右、压力控制在40-45kpa(a)，脱苯塔塔底温度控制在190～210℃、压力控制在50～55kpa(a)。

进一步的，上述脱苯塔塔顶的负压由真空机组控制，真空机组直接和气液分离槽相连，抽出的不凝汽经粗苯捕集器和气液分离器回收不凝汽中的粗苯，回收粗苯后的不凝汽送入洗苯工段前的煤气管道。

进一步的，上述的脱苯工段的精馏段保留萘油采出侧线。

进一步的，上述洗苯工段喷淋洗涤煤气包括如下步骤：

将终冷塔送来的煤气从洗苯工段底部送入洗苯工段，由脱苯工段送来的贫油从洗苯工段的顶部喷入，与煤气逆向接触，吸收煤气中的苯，洗苯后的煤气经捕雾后，捕出煤气中夹带的油雾液滴后，送入煤气贮柜，洗苯工段的富油进入脱苯工段脱苯再生。

进一步的，上述的贫油加热器是采用干熄焦过来的3.5～4.0mpa(g)饱和中压蒸汽或采用回收上升管余热的导热油为贫油加热。

进一步的，上述的低压蒸汽为0.6mpa低压蒸汽，上述的低压蒸汽冷凝液为0.6mpa低压蒸汽冷凝液。

有益效果：

(1)与使用低压过热蒸汽的半负压脱苯工艺相比，由于采用间接加热，该共沸剂在脱苯系统内部循环使用，理论上可以不使用外加低压过热蒸汽，大幅降低脱苯系统由于直接蒸汽产生的废水量。

(2)与使用电加热再生的负压脱苯工艺相比，由于再生过程使用共沸剂，再生温度和脱苯温度大幅降低，再生器的能耗降低30％，电耗大幅降低，投资降低约20％；贫油再生器由于换热温差降低，投资降低约15～20％。

(3)与采用高真空再生的双负压脱苯工艺相比，减少再生真空泵以及相应的再生洗油冷却、储运设备，贫油加热器面积降低，节省投资约20～30％。

附图说明

图1自共沸负压脱苯工艺流程图。

具体实施方式

为了使本技术领域人员更好地理解本申请中的技术方案，下面结合实施例对本发明作进一步说明，所描述的实施例仅是本申请一部分实施例，而不是全部，本发明不受下述实施例的限制。

实施例1

从终冷塔出来的煤气从底部进入洗苯塔，由粗苯蒸馏单元送来的贫油从洗苯塔的顶部喷入，与煤气逆向接触，吸收煤气中的苯。洗苯后的煤气经捕雾后，捕出煤气中夹带的油雾液滴后，送往下一工段。洗苯塔塔底的富油，用富油泵抽出，送往粗苯蒸馏单元脱苯再生。

洗苯塔底富油经富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60℃左右，然后至贫富油换热器与脱苯塔底出来的热贫油换热，由60℃升到140～160℃左右，最后进入富油加热器，被中压蒸汽加热至185～195℃左右，进入脱苯塔。

从脱苯塔顶蒸出的粗苯油水混和汽进入粗苯冷凝冷却器分别被从洗苯塔底来的富油和16℃制冷水冷却至30℃左右，然后进入粗苯油水分离器，分离的粗苯至粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔顶作回流，其余部分入粗苯中间槽，然后由粗苯输送泵送往罐区。由粗苯油水分离器分离的油水混合液去控制分离器，在此分离出的油去地下放空槽，分离出的水去苯工段水分离槽，再进入终冷冷凝液槽，与终冷冷凝液一并送冷鼓工段。

脱苯后的热贫油从脱苯塔底流出，部分经热贫油泵送入油油换热器与富油换热，使其温度降至90℃左右入贫油槽，并由冷贫油泵加压送至贫油冷却器分别被循环水和制冷水冷却至约30℃，送洗苯塔喷淋洗涤煤气；另一部分贫油自流入贫油加热器加热，加热后返回脱苯塔塔釜，为脱苯塔提供热源，贫油加热器采用干熄焦过来的3.5～4.0mpa(g)饱和中压蒸汽为贫油加热(也可采用回收上升管余热的导热油加热)，贫油加热器排出的蒸汽冷凝液先去共沸剂加热器加热循环共沸剂(塔顶部分冷凝水作为共沸剂使用)，去往闪蒸槽，闪蒸后得到回收0.6mpa低压蒸汽和0.6mpa低压蒸汽冷凝液，0.6mpa低压蒸汽并入低压饱和蒸汽管网，蒸汽冷凝液经冷却后(80℃以下)送往界区外。

脱苯塔系统为负压，脱苯段塔顶温度控制在70-75℃左右、压力控制在40-45kpa(a)，脱苯塔塔釜温度控制在190～210℃、压力控制在50～55kpa(a)。

塔顶负压由真空机组控制，真空机组直接和气液分离槽相连，抽出的不凝汽经粗苯捕集器和气液分离器回收不凝汽中的粗苯，最后的不凝汽去洗苯塔前煤气管道。脱苯段的精馏段保留萘油采出侧线，具体是否采出依据用户需要决定。

在洗苯脱苯的操作过程中，循环洗油的质量逐渐恶化，为保证洗油质量采用洗油再生器将部分洗油再生。自脱苯塔底取出循环洗油量的1～1.5％洗油进行再生。

表1不同脱苯工艺消耗费用对比