负压脱苯.doc

负压脱苯技术    目前常压脱苯蒸馏工艺重要存在两个问题，一是生产蒸汽耗量大,每生产l吨粗苯需消耗1～1.5吨蒸汽，蒸汽冷凝后形成的粗苯分离水解决难度大;二是脱苯效率低,贫油含苯量高，进而影响苯吸取效率,导致洗苯塔后煤气含苯高为减少废水产生及苯的流失,我厂与多家科研院校开发了负压脱苯蒸馏工艺,并在实际生产中获得了可观的环境效益和经济效益 1   工艺概况1．1  工艺原理    负压脱苯工艺是根据精馏原理中液体压力、沸点和相对挥发度之间的关系,通过真空泵对脱苯塔进行减压操作，使塔内富油表面的压力减少,从而减少富油中组分的沸点,在低于常压蒸馏工艺的操作温度下将苯类物质从富油中蒸出同步由于操作温度及压力的减少,富油中粗苯的相对挥发度增大，便于粗苯从洗油中解吸出来，提高了脱苯效率此工艺能在相似生产负荷下减少耗热量,具有较好的节能效果同步，在较低温度下操作，可减少产物的分解或聚合损失图1     负压脱苯工艺流程图１.2  工艺流程    负压脱苯技术工艺流程见图1如图１ 所示,从终冷洗苯装置送来的富油依次经油汽换热器、贫富油换热器(不经管式炉加热)换热至170℃后进入脱苯塔脱苯塔底的部分热贫油用脱苯塔循环泵抽出,经管式炉加热至2３0～245℃后送回脱苯塔底，作为脱苯塔的蒸馏热源。

塔顶逸出的粗苯蒸汽,经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器冷却后,进入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流，其他进入粗苯中间槽，再用粗苯产品泵送至油库   　另用热贫油泵将脱苯塔底的部分热贫油抽送至贫富油换热器换热后,经一段贫油冷却器冷却后送入贫油槽,再用冷贫油泵抽出，经二段贫油冷却器冷却至27～29℃后去终冷洗苯装置从粗苯回流槽顶部排出的不凝气体,经不凝气体冷却器冷却后送到真空泵，用真空泵抽送至风机前煤气管道在此，用真空泵的真空抽气量来调节脱苯塔顶部的操作压力,使其在合适的负压条件下操作    脱苯塔循环泵抽出的热贫油经管式炉加热后，引出1%~5%的热贫油送入再生塔再生再生塔底的热贫油用再生塔循环泵抽出，经管式炉加热至240~2５5℃后送回再生塔底,作为再生塔蒸馏热源再生塔顶的气体进入脱苯塔,另从再生塔底定期排渣,泵送至油库    系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵入口补入系统(在洗苯工段）离开回流槽等设备的分离水排入分离水放空槽，再用泵送往终冷中间槽各贮槽的不凝气集中引至冷凝鼓风工段鼓风机前吸煤气管道1.3  工艺特点    负压脱苯工艺采用循环热贫油替代蒸汽提供热量,过程中未引入水蒸汽,大大减少了分离水的产生量,具有节能、环保、减排等长处,综合节能效果在２５％以上。

负压环境有助于提高苯在洗油中的相对挥发度，有效减少了蒸馏温度,脱苯效率高，贫油含苯量稳定,洗苯塔的苯收率可提高8%以上从表1中各系统煤气洗苯效果对比数据看，负压脱苯工艺的洗苯效果更为突出，洗苯塔后煤气含苯平均在1．10 ｇ/ｍ３ ,苯吸取率达９6.1％常压蒸馏工艺的苯吸取率最高仅为87.8%, 苯损失量较大   　由于粗苯分离水较常压工艺少得多，本工艺的油水分离设备仅设立了1个粗苯回流槽,分离后的粗苯部分作为回流，另一部分满流至粗苯中间槽后转送至油库系统核心设备之一的真空泵用粗苯作为液环介质，无废水排放，环保效果好,各槽器的放散气均接入鼓风机前的吸煤气管道，有助于环保脱苯塔、再生塔均采用不锈钢材质，使用年限长，同步脱苯塔塔盘采用最新的高效塔盘,蒸馏效率高,阻力低，可使塔盘具有自清洁功能，有效解决了洗油重组分在塔盘上结渣堵塞的问题整个工艺采用双进料，即塔中和塔底进料方式，塔底采用管式炉循环加热管式炉采用双炉膛构造，炉内辐射段为两个独立构造，共用1个对流段脱苯塔循环油先后进入对流段和1号辐射室加热，再生塔循环油仅通过2号辐射室加热，热量合理分布,加热均匀，减少了占地面积☆ＴEL:一三三二五二八五三八一 表1 　    7~11月洗苯塔前后的煤气含苯量(g／ｍ3）项目７月8月9月10月１１月平均一系统（常压）塔前29.8129.9３28．８22９.233１．４３2９.８4塔后３．714.133．6９3.88４.７８4.04二系统(常压）塔前29.７42９.4529．05２８.5032.14２9.78塔后3.5６3.６73.５33．573.653.60四系统(常压）塔前29.95２９．9５29.2529.7７31.4030.06塔后3.24３.382.５１3．273.883．26五系统（负压）塔前29.6328.6125．91２７.１428.０2２7．86塔后2.32１.１90.５20．７1０.80１．10 2   生产调试2．1  参数控制    脱苯蒸馏最后目的是将富油中的苯蒸出，脱苯后贫油送往洗苯段循环使用。

压力和温度控制是蒸馏系统的核心控制点,直接决定脱苯效率的高下在苯汽路设立了真空泵抽气，脱苯塔内保持一定负压,可有效减少富油脱苯时的操作温度负压越大，蒸馏时所需温度就越低真空泵抽负压可调节范畴为０～-99kＰa，可通过真空泵出口的回流调节阀控制塔内负压,塔顶压力控制在-70~-8０kＰa,在较低和较高负荷下运营都对真空泵不利    产品粗苯的重要成分为苯、甲苯、二甲苯，其中苯含量占５5％~75%,甲苯12%~22％,二甲苯2%~6%从表2中可得知，在-7０～-80kP（绝压21~31kPa）的塔顶压力下, 3种成分的沸点分别为40℃、７0℃和　9０℃因此,要获得较高的回收率,则脱苯塔顶的温度应控制在最高沸点90℃左右塔顶温度控制过高，虽有助于减少贫油中的含苯量，但会增长管式炉的煤气耗量,同步洗油中轻质组分被蒸出,影响洗苯效果，洗油耗量也会增大 ☆ＴEL：一三三二五二八五三八一表２     不同压力下苯、甲苯、二甲苯的沸点绝对压力kＰa苯℃甲苯℃对二甲苯℃间二甲苯℃邻二甲苯℃０．13-３6.7-26.7-８.0-6.9－3.８0.６6-１9．6-4.415.５１６.8２０．21.33-1１.5６．427.328.332.12.66-2.618.４4０.１41.145.1５.３２７.631.８5４.455.3５９．57.981５．440.363.5６4．468.８13.32６.151.975.97６.881.326.642.269.５9４．695.５１0０.２5３.26０.689.5115.911６.７121.710180.1１10.63138.31３9．1144．4     贫油含苯量是决定洗苯效果好坏的重要指标，在洗油循环量一定的条件下，影响贫油含苯的因素重要有进塔富油温度、进塔贫油温度、塔压、煤气负荷（富油含苯）等。

其中进塔富油温度重要受换热器换热面积等因素限定,煤气负荷在一定期间内波动不大，塔内真空度越高，脱苯效果越明显,但一般状况下为维持生产稳定，塔压选定后基本保持不变经管式炉加热后进入脱苯塔的热贫油温度是决定贫油含苯的最重要因素温度控制过低,塔内蒸发量局限性,贫油含苯高;温度控制过高,洗油中轻质组分被蒸出,油耗增长，真空泵负荷加大,塔压难以维持    本厂粗苯产品规定180'Ｃ前馏出量≥９１%(越接近９1％,粗苯产量越高）根据前期的生产调试,制定了负压蒸馏各项重要参数的控制范畴,脱苯塔顶温度控制在88~91℃，塔顶压力在－7４~ -76ｋPａ， 经管式炉加热后进入脱苯塔的贫油温度控制在235~2４5℃，贫油含苯量可以保持在较低水平,煤气的洗苯效果良好，塔后煤气含苯最低时达到了0.5ｇ/ｍ3粗苯１80℃前馏出量稳定在91%～92%，既保证了质量，又可获得较高的粗苯回收率2.2  操作优化    生产一段时间后，随着杂质的引入以及部分轻质组分的流失,循环洗油的质量逐渐变差,洗油再生及新洗油补入直接影响着洗苯效果从脱苯塔循环泵出口引出部分洗油送再生塔蒸馏再生,洗油中轻质组分从再生塔顶进入脱苯塔,而塔底的重质组分作为残渣排至油库。

系统原设计为再生塔持续排渣，即再生塔循环泵出口引出部分送残渣槽，通过调节阀控制流量，洗油耗量在100kg/t粗苯以上    考虑到持续排渣的洗油耗量较高，且再生塔内油温高达25０℃，排入残渣槽后因低压蒸汽保温局限性,油质较差时遇冷凝后会堵塞管道及槽体因此参照其她常压蒸馏系统，试行每周3次间歇排渣残渣直接从再生塔底排入油库，不通过残渣槽,避免油温减少导致堵塞试行间歇排渣后,系统的油耗大为减少，8月油耗为６1 ｋg/t, ９月为42kg/t，与常压蒸馏工艺的洗油耗量相差不大通过表３中洗油抽样可看出,每周3次间歇排渣可以满足生产规定，循环洗油质量稳定表3   五系统（负压)8~9月洗油质量及排渣状况日期洗油密度g/cm3初馏点℃循环洗油３０0℃前馏出量，％残渣３00℃前馏出量，%07３01．０62252９３４3０803１.06１2529２－0８１0１.０62２５491－08１71.０692549０310824１.064２54９33908311．06525６９２-09０71.06025495-09141.06425８943109211．06９25６93３009281.0７２26292- ３   效益分析3.１  经济效益   　（1)按五系统每班产粗苯16吨，常压装置每生产１吨粗苯耗蒸汽1．３吨计算,负压脱苯可节省蒸汽2．6t/h ,但与常压蒸馏相比,增长了3台运转设备，需要增长电力消耗(真空泵55ｋW、脱苯塔循环泵1１0kW ,再生塔循环泵37ｋＷ )。

    （2)五系统管式炉的煤气消耗平均为８0０m３／h，相似的负荷下二系统(常压蒸馏)管式炉的煤气消耗平均为１３00m3/h，相比之下负压系统节省的煤气比较明显   　年节省蒸汽费用：             2.6×1１0×２4×36５ = 2５0万元(１吨蒸汽按1１0元计)    年节省废水解决费用:             ２．6×1０×２4×３65 = ２2．8万元(按10元/t废水计)   　年增长电耗:             202 ×24×３6５×1 ＝　17７.0万元(1 kWh按１元计）    年节省煤气费用:             5０0×24×３65×０.3　=　131. 4万７Ｇ (1 m3煤气按0.3元计)    每年合计节省的费用：             ２50+2２．8－1７7 ＋ 131．4=22７.2万元3.2  环境效益    (1)与常压工艺相比，负压装置每年可减排粗苯分离废水2277６吨    （2）系统废气不外排,经真空泵由管道送往鼓风机前负压煤气管网，环境清洁 ４   结语   　负压脱苯工艺在焦化化产品回收生产中成功应用,运营比较稳定,获得了较好的经济效益和环境效益。

☆ＴEＬ:一三三二五二八五三八一。