一种焦化粗苯重组分回收利用工艺的制作方法

本发明涉及焦化粗苯精制，具体涉及一种焦化粗苯重组分回收利用工艺。

背景技术：

1、焦化粗苯经加氢精制可制得纯苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品。在加氢精制的原料汽化预处理阶段，原料中不能汽化的剩余物由原料自动反冲洗过滤器、预蒸发器、分段蒸发器及预反应器底部排出，经残油闪蒸槽闪蒸后由底部采出，即为重苯残油，其量为粗苯量的5%~7%。重苯残油呈黑褐色，带有强烈的刺激性气味，不饱和化合物含量较高，流动性较差；其中既含苯、甲苯、二甲苯、三甲苯等可回收的轻组分，也含四氢化萘、萘、甲基萘等重组分。多数企业将重苯残油作为粗燃料油掺混、经简单蒸馏回收少量三苯后低价外卖，少数用于古马隆-茚树脂的合成，其中的轻组分未能回用于粗苯精制装置。《基层建设》2019年第29期刊载的《重苯精馏工艺技术的开发与应用》一文对上述现状有相同记载，并指出已有企业建成重苯残油初加工装置，利用各组分沸点差异并通过改变操作压力提取工业萘、甲基萘等，其余组分作轻油、洗油、重油、沥青或溶剂油。

2、以精馏塔按沸点切割回收重苯残油中的轻组分时，因其重组分的沸点高，塔底须维持较高的操作温度并为此获得相应的热量。焦化行业中，此类塔的塔底供热长期采用管式加热炉：塔底物料由循环泵抽出，送入管式加热炉加热后返回塔底。公开号为cn104403704a的中国发明专利申请在其背景技术中记载，常压粗苯蒸馏工艺主要是用管式炉加热洗油的蒸汽汽提蒸馏工艺，在85~185℃的高温下操作，每吨粗苯或轻苯需消耗蒸汽约1000~1500kg、煤气量600~900nm³，操作费用较高。工业萘精馏塔的塔底亦采用相同配置，即以热油循环泵将塔底残油抽出、打入管式炉加热后返塔供热。

3、管式加热炉在处理重苯残油这类物料时存在下述局限。炉管受火焰侧的辐射加热，炉管内壁的温度显著高于管内物料的主体温度，而重苯残油的不饱和化合物含量高、流动性差，在高温管壁附近的停留时间长，容易在炉管内壁发生聚合与缩合而生成焦质；炉管一旦结焦，传热随之变差，为维持出口温度只能提高炉膛温度，管壁温度进一步上升，结焦因而加剧；脱落的焦块还会堵塞管道与塔底采出系统，迫使装置停车清焦。此外，管式炉的燃烧废气中含有氮氧化物。

4、为降低塔底所需的操作温度，本领域通常转向负压精馏。前述cn104403704a即采用负压脱苯塔，并载明在一定真空度下蒸馏所用蒸汽量减少50%左右；《重苯精馏工艺技术的开发与应用》一文亦以”重苯中各组分的沸点均较高，直接精馏能耗较高，且分离不彻底”为由主张采用负压精馏。然而负压操作须配置真空泵或喷射器及其配套管路，装置的组成因而增加。

5、cn104403704a另将管式炉加热改为蒸汽加热，其方式是在再生器内以蒸汽蒸吹洗油、并在脱苯塔内以来自再生器的含油蒸汽或新鲜过热蒸汽蒸吹洗油中的苯类物质。该方式中蒸汽进入物系并与物料直接接触，塔顶逸出的物料因而含有水蒸气，冷凝后须经气液分离与油水分离方能得到产品；分离所得的水含有酚类与苯类，需另行处理。若所得馏分拟返回加氢精制装置作为原料，还须先行脱除其中的水分。

6、综上，对于不饱和化合物含量高、流动性差、易在高温下结焦的重苯残油，在其精馏回收轻组分的过程中，如何向塔底提供足量的热且同时抑制换热面上的结焦，并使塔顶所得馏分便于直接回用，仍是本领域尚待解决的问题。

技术实现思路

1、本发明的目的是针对不饱和化合物含量高、流动性差、易在高温下结焦的焦化粗苯重组分，提供一种回收利用工艺，以在向塔底提供精馏所需热量的同时抑制换热面上的结焦，并使塔顶所得馏分便于直接回用。

2、本发明的总体构思是：不以降低物料的主体温度作为抑制结焦的着力点，而把着力点移到换热面的壁面过热度上。蒸汽在冷凝放热时其温度恒定于该压力下的饱和温度，据此可为换热管的壁温设定一个由蒸汽压力唯一确定的上限；在该上限之下，再对单位换热面积上所通过的热量即热流密度另设上限，使换热面上的过热度受到进一步约束；所需的换热面积并非这两项限定的自变量，而由热负荷除以该热流密度得到。由于该壁温上限不随热负荷与结焦程度变化，“结焦致传热变差、进而须提高热源温度、壁温随之上升”这条路径不复存在。与此同时，热量以间接换热的方式传入，蒸汽不进入物系，塔顶馏分因而不含水。

3、本发明的技术方案如下：将焦化粗苯加氢精制过程中排出的重苯残油自精馏塔中部送入塔内；使精馏塔在表压0~0.05mpa下操作，并将塔底物料温度维持在220~240℃；将塔底物料自塔底抽出并送入再沸器的管程，向再沸器的壳程通入高压蒸汽，高压蒸汽经换热管壁与管程内的塔底物料间接换热并冷凝后排出，换热后的塔底物料返回塔底，高压蒸汽在其压力下的饱和温度高于塔底物料温度且高出的幅度不超过25℃，再沸器的热流密度不高于6kw/m²；自塔顶采出沸点低于四氢化萘的组分的气相，经冷凝后一部分回流至精馏塔的顶部、另一部分作为粗苯采出；自塔底采出四氢化萘及沸点高于四氢化萘的组分，经冷却后作为洗油采出；自精馏塔采出的物流仅为上述塔顶物流与塔底物流两股，精馏过程中不自精馏塔采出任何侧线馏分。

4、上述方案中，各项限定的作用如下。蒸汽走壳程、塔底物料走管程并以换热管的管壁隔开，一方面使壁温获得由蒸汽压力唯一确定的上限，另一方面使蒸汽不进入物系。饱和温度与塔底物料温度之差的上限，限定的是换热面的壁面过热度；热流密度的上限，限定的是单位换热面积上所通过的热量。二者经再沸器的总传热系数相联系——热流密度等于总传热系数与该温差之积。总传热系数取决于再沸器的结构与沸腾工况，并非定值，故仅限定该温差不足以限定热流密度：总传热系数较高的结构在同一温差下给出更大的热流密度。两项限定因而各有独立作用——温差的上限限定壁温所能高出物料主体温度的幅度，热流密度的上限则限定总传热系数与该温差之积。所需的换热面积并非这两项限定的自变量，而由热负荷除以热流密度得到。常压操作使塔底物料温度落在可由该压力等级的蒸汽以较小温差加热的区间内，并使装置无须配置真空系统。切割面设在沸点低于四氢化萘与四氢化萘及更重组分之间，且不采侧线，使全塔只需完成一次关键组分对沸点差较大的分离。

5、进一步地，高压蒸汽在其压力下的饱和温度高于塔底物料温度的幅度为15~20℃。在该区间内，传热推动力足以在合理的换热面积下完成所需的传热，同时壁面过热度进一步下降；该幅度低于15℃时所需换热面积急剧增大，高于20℃时壁面过热度的裕量随之减小。该幅度收窄后，在总传热系数给定的前提下热流密度亦落入相应的较窄区间，故本项不另行给出热流密度的取值；对总传热系数偏高的情形，仍由前述热流密度的上限兜底。

6、进一步地，高压蒸汽的表压为3.0~4.2mpa，塔底物料温度维持在225~235℃。蒸汽的压力等级决定其饱和温度，因而决定壁温的上限；该压力区间内的取值须与塔底物料温度成对选取，使饱和温度高于塔底物料温度、且高出的幅度不超过前述限值；两个区间的端点并非可以自由组合——区间内存在不满足该条件的组合，例如塔底物料温度取225℃而蒸汽表压取4.2mpa时，饱和温度高出29.8℃，已超出前述限值，此类组合应予排除，其判别与选取次序见具体实施方式。此外，在本发明实施例的总传热系数量级下，热流密度不高于6kw/m²这一限定使该幅度实际不超过约24℃；若采用总传热系数不高于240w/(m²·k)的再沸器结构，该幅度可取至25℃而热流密度仍不超过该上限。

7、进一步地，重苯残油在送入塔内之前分两级预热，先以自再沸器排出的蒸汽凝液加热至80~100℃，再以自塔底采出的组分加热至150~170℃；自塔底采出的组分在与重苯残油换热后冷却至70~80℃。两级预热按热源温位由高到低、物料温度由低到高逆序匹配，使温位高的凝液用于低温段、温位较低而流量较大的塔底采出物用于高温段；若次序颠倒，则须以230℃的塔底采出物直接加热40℃的冷物料，换热面上洗油侧的近壁黏度显著上升而使传热恶化；且洗油离开该换热器时的温度偏高，其后续冷却所需的循环水量随之增大。

8、进一步地，塔底物料由循环泵自塔底抽出并强制送入再沸器的管程，循环量为塔底采出量的30~80倍，且循环泵在向再沸器通入高压蒸汽的全过程中连续运转。强制循环使管内流速高于自然对流条件下的流速，边界层减薄，物料在高温壁面附近的停留时间缩短；若在再沸器仍带热负荷时停泵，管内流速降至自然对流水平，该停留时间大幅延长。

9、进一步地，精馏塔的塔板数为10~20块，精馏塔的中部开设2~3个进料口，并依重苯残油的组成选择其中一个进料口将重苯残油送入塔内。该塔板数与前述切割面所对应的关键组分对的沸点差相称；设置多个进料口并依组成择一，使进料的组成与所选进料口处塔板上的液相组成尽量接近，减小进料引起的塔内浓度突变。

10、进一步地，精馏塔的塔板数为14块。该塔板数与前述关键组分对的沸点差以及前述回流量与粗苯采出量之比的取值范围相匹配，在塔的高度与运行的公用工程消耗之间取得平衡。

11、进一步地，自塔顶采出的气相温度为110~130℃，该气相经冷凝后进入回流罐，回流罐内的温度为50~60℃，回流量与粗苯采出量之比为5~12。塔顶气相的温度与该比值共同决定切割面在塔内的位置；回流罐内的温度使冷凝液处于液相并具备泵送条件。该比值提高时对分离的改善趋于饱和，而再沸器与冷凝器的热负荷随之上升，故不宜取过高值。

12、进一步地，重苯残油中苯、甲苯、二甲苯与三甲苯的合计含量为30%~50%，四氢化萘与萘的合计含量为20%~40%，且该两项含量之和不超过80%，均以质量计。该项限定本工艺所适用的原料范围，该范围内轻重组分比例的变化可由进料口位置与回流比的调整予以适应；两项含量之和另设上限，是因为重苯残油中尚有古马隆、茚、甲基萘等组分，该两项之和过高的原料不属本工艺所针对的对象。

13、进一步地，自塔顶采出的粗苯返回焦化粗苯加氢精制装置，作为该装置的原料。该项使回收所得的轻组分重新进入粗苯精制流程，而塔顶馏分不含水正是其得以直接回用的条件。

14、有益效果

15、与现有技术相比，本发明的有益效果如下。

16、塔底以高压蒸汽经再沸器间接换热供热，蒸汽在再沸器壳程冷凝放热时其温度恒定于该压力下的饱和温度，换热管的壁温因而不超过该饱和温度，且该上限由蒸汽压力唯一确定，不随热负荷波动，也不随换热面的结焦程度升高。管式加热炉的炉管壁温由火焰侧的辐射决定，炉管结焦后传热变差，为维持出口温度须提高炉膛温度，壁温随之上升；本发明不存在该条路径，有利于抑制不饱和化合物在换热面上的聚合与缩合。

17、蒸汽饱和温度高于塔底物料温度、且高出的幅度控制在25℃以内，再沸器的热流密度控制在6kw/m²以内。壁面过热度是不饱和化合物在换热面上聚合的直接驱动力。限定前一项，限定的是壁温相对于物料主体温度所能高出的幅度；限定后一项，限定的是单位换热面积上所通过的热量，而热流密度等于再沸器的总传热系数与该温差之积。该两项限定各有独立作用而缺一不可：总传热系数取决于再沸器的结构与沸腾工况，并非定值，故仅限定温差时，总传热系数较高的结构仍会给出偏大的热流密度；而仅限定热流密度时，总传热系数较低的结构又允许温差偏大、壁温的上限偏高。二者并列方能同时压住壁温的上限与单位面积的热量。所需的换热面积并非这两项限定的自变量，而由热负荷除以热流密度得到——该温差压得越低，所需面积越大。

18、蒸汽与塔底物料以换热管的管壁隔开，全程不向物系引入水。以蒸汽直接蒸吹的方式加热时，蒸汽进入物系，塔顶物料因而含有水蒸气，冷凝后须经油水分离方能得到产品，分离所得的水含有酚类与苯类而需另行处理，所得馏分若拟返回加氢精制装置还须先行脱水。本发明的塔顶馏分不含水，回流罐内不发生油水分层，无须设置油水分离，也不产生该股分离废水，塔顶所得粗苯可直接返回焦化粗苯加氢精制装置作为原料。

19、精馏塔在常压下操作，装置不设真空泵或喷射器及其配套管路。本领域为降低塔底的操作温度通常转向负压精馏，并以负压可减少蒸汽消耗作为其理由；本发明在常压下操作而省去整套真空系统。此外，由于壁面温差被限定在25℃以内，塔底物料温度为230℃时只需采用饱和温度不高于255℃的蒸汽，本发明实施例取饱和温度247℃者，其压力等级低于对比例（参见实施例4）所用者；压力等级较低时蒸汽的汽化潜热更大，故在两方案的再沸器热负荷仅相差3.8%的情况下，加热蒸汽的质量消耗量降低12.5%。该降幅并非全部来自压力等级，其分解见实施例4。

20、自塔顶采出沸点低于四氢化萘的组分、自塔底采出四氢化萘及沸点高于四氢化萘的组分，且不自塔的中上部采出侧线馏分。该切割面落在茚与四氢化萘之间的沸点间隔之内，该间隔在1,3,5-三甲苯至萘的沸程区段中最宽；本塔的关键组分对因而为茚与四氢化萘，其沸点差大于设侧线采出时的关键组分对四氢化萘与萘的沸点差，达到同一分离要求所需的塔板数相应减少。

21、以自再沸器排出的蒸汽凝液作第一级预热的热源，以自塔底采出的高温洗油作第二级预热的热源。凝液自再沸器排出时仍为该压力下的饱和液体，其显热若直接外排即行损失；两级预热按热源温位由高到低、物料温度由低到高逆序匹配，使两股温位不同的余热各自用于与其温位相称的升温段。

22、塔底物料由循环泵抽出后强制送入再沸器的管程，管内流速高于自然对流条件下的流速，边界层减薄，物料在高温壁面附近的停留时间缩短，近壁面的物料不断为主体流所置换，与前述壁温上限和热流密度的限定共同作用于结焦的抑制。

23、装置内不设明火加热设备，因而不产生燃烧废气，也不产生燃烧废气中的氮氧化物。