焦化洗脫苯系統技術改造與運行

徐大正(青島特殊鋼鐵有限公司，山東 青島 266400)

0 引言

焦化廠煤氣凈化洗脫苯環節多采用洗油作為吸收劑，吸收焦爐煤氣中的苯系物，吸收塔后的富油經蒸餾再生后循環使用。在生產過程中，洗油的質量控制是保證洗苯效率的一個重要因素，而洗油質量的變化和洗油消耗指標又直接關系到洗脫苯的生產成本。

1 洗油的成分及指標

焦化廠煤氣洗脫苯所用洗油主要有兩種：一是煤焦油，二是石油洗油。石油洗油的洗萘能力強，但洗苯能力較弱，循環量較焦油洗油大，蒸苯能耗相應較高。焦油洗油是高溫煤焦油中230～300℃的餾分，容易得到，為大多數焦化廠所采用。焦油洗油中的主要成分有：萘、α-甲基萘、β-甲基萘、聯苯、苊、芴、氧芴、吲哚、喹啉等。見表1。

表1 焦油洗油基本物理性質及質量指標

2 洗油質量惡化的原因

在洗脫苯的循環過程中，洗油的質量逐漸變壞，其密度、黏度和平均分子量均會增大，270℃和300℃前的餾出量降低，原因主要有以下幾點：

(1)洗油在吸收苯系物的同時，還吸收煤氣中的一些不飽和化合物，如環戊二烯、古馬隆、茚、丁二烯等，這些不飽和化合物在煤氣中硫化物(以硫醇為主)的作用下，會聚合成高分子聚合物并溶解在洗油中，因而使得洗油質量變壞并析出沉淀物。

(2)在洗苯循環使用的過程中，洗油中的輕質組分被煤氣帶走；在蒸餾過程中，洗油中的輕質組分被粗苯、萘油等采出物帶走。

(3)煤氣中的氨含量高易使洗油和水形成耐久的乳濁液，從而使洗油變壞，失去吸收能力。

(4)熱解和熱聚合作用。單純的洗油中有效成分的熱解和熱聚合在現有的溫度和壓力條件下并不能夠發生。

3 洗油再生的重要性

洗油質量在循環使用過程中將逐漸劣化，其比重、粘度和分子量均會增大，270℃和300℃前餾出量將逐步降低，這主要是因為洗油高分子聚合物生成并溶解在洗油中，部分輕質餾分被出塔煤氣和粗苯帶走所致，為了保證循環洗油質量的穩定，在生產過程中，必須對洗油進行再生排渣處理，適時補充新洗油很有必要，通過有序排查，做好洗油的再生及排渣是影響目前運行的關鍵因素之一，同時還需增加再生器底部排渣頻次及時間，優化補充洗油操作等各項措施，盡快改善循環洗油指標。

為了保證循環洗油質量，使其有足夠的洗苯能力，需將循環洗油中的高分子聚合物排出，生產操作上將循環洗油量的1%～2%引入再生器，利用過熱蒸汽將洗油中的輕質蒸出，與苯氣一并進入脫苯塔，而高分子聚合物殘渣留在再生器內，定期排出器外，從而改善循環油質量。

4 系統存在問題及技術改造

焦化脫苯及再生工藝原理為，從管式爐來的熱富油進入脫苯塔上部塔板上，富油中的粗苯呈氣相從塔頂逸出，精重苯和萘油分別從中部層塔盤側線切取，貧油從塔底經熱貧油泵抽出。同時，貧油再生器器頂蒸汽及油氣進入脫苯塔底部的第一塊塔盤上，作為脫苯塔直接蒸汽蒸餾富油。再生器是鋼制直立圓筒體。從熱貧油泵后貧油管上引出2%～3%左右的貧油，送入再生器內，經管式爐加熱的過熱蒸汽直接蒸吹再生，使貧油中苯族烴溶劑油、輕質洗油全部蒸出，與水蒸氣一起進入脫苯塔。再生器底部高沸點聚合物及油渣作為殘渣，定期靠器內壓力外排到殘渣槽，用泵送至油庫單元。主要設備包括：管式爐、再生器、脫苯塔及各類泵，參見圖1。

圖1 焦化脫苯及再生工藝流程圖

針對洗苯塔、管式爐、再生器等設備設施的現狀及存在問題進行分析并進行相應改造，從而優化循環洗油質量。具體問題及技術改造措施如下。

4.1 冷凝水收集技術改造

對循環洗油做全流程分析，發現循環洗油和富油含水偏大，其中貧油水分0.20%左右，富油含水在0.27%左右。其主要原因為洗苯后夾帶的冷凝液進入富油系統，造成水分偏高，造成洗油乳化，因此需將這部分冷凝液經過煤氣水封收集進入廢水槽，最后去冷凝刮渣槽。

4.2 再生器技術改造

再生器結構存在不足，排渣方式效果差，排渣管道需優化。再生器底部放空管排渣，為中下部進汽。通過分析，再生器存在設計缺陷，排渣管易堵，造成再生器排渣困難，洗油無法連續再生，無法起到再生效果。通過對再生器進行改造，增加折流板以及改進折流板孔徑大小，更換再生器側排渣，內部管到底，蒸汽進口在排渣口上方，將蒸汽進口下移(1.8 米)處理。

4.3 管式爐技術改造

現管式爐爐嘴方式導致其下段溫度偏低，僅為188℃，但中段達到520℃，對流段550℃，溫度集中在上部，造成富油出管式爐處溫度偏低，通過對爐嘴及進風方式、爐嘴周圍耐火材料、煤氣管道進行改造，提高下段輻射熱。

5 運行實踐

通過前期對洗苯塔、管式爐、再生器等設備設施改造后，具備降低洗油消耗，提高粗苯回收的硬件條件。在生產過程中，還需進一步優化洗脫苯操作，改善循環洗油指標。參見表2。

表2 主要生產運行參數

5.1 再生器設備操作要點

(1)將循環洗油量的1%～2%引入再生器連續加油蒸吹。

(2)根據化驗室提供的循環油數據，確定排渣頻次、排渣量。

(3)對排渣伴熱管道加熱并對排渣內管進行吹掃，直至殘油槽上的殘渣管道出口冒出蒸汽。

(4)視生產情況，再生器提前停止加油。

(5)繼續對再生器進行吹蒸，將底部溫度控制到190～195℃左右。

(6)開啟再生器通往殘渣槽閥門，并稍關通往脫苯塔的油氣閥門。

(7)當再生器底部溫度上升至200℃時，排渣完成。排渣過程中，如再生器頂溫度升至185℃時，適量加油降低溫度利于排渣。

(8)再生器排渣后，吹掃整個管道，直至徹底清掃干凈。(9)粗苯計劃停工時，再生器先排渣，排空后停止加油。

(10)由于現再生器補充的是貧油輕質組分相對較少，如再高溫蒸吹勢必增加洗油的粘度，不利于再生器的排渣。建議：日常操作溫度也不宜過高，再生器少量通過熱蒸汽大約0.5 噸，排渣前根據再生器液位適當補充油量再生器頂部控制185℃，底部190℃蒸吹，通過取樣觀察排渣；這樣既能通過排渣改善穩定洗油質量，又能保障排渣的通暢。

5.2 降低貧富油循環量

通過調節控制液氣比控制在1.6L/Nm3。富油循環量145m3/h降至125m3/h，煤氣發生量8.0 萬m3/h，觀察貧油上塔溫度變化，實現降低系統熱負荷，調整管式爐和循環冷卻水工藝參數，實現終冷后煤氣溫度、貧油上塔量、管式爐煤氣消耗量以及循環冷卻水符合的匹配。

5.3 降低塔頂吸力

前期蒸苯塔底溫度為175℃，塔頂吸力為-49kPa，根據富油量調整，可適當降低塔頂吸力至-40kPa，適當提高脫苯塔頂溫度至75℃，塔底溫度提高至180℃，根據化驗粗苯質量情況，及時調整。

5.4 適當降低過熱蒸汽溫度

根據前期過熱蒸汽溫度控制在420℃左右，進塔底過熱蒸汽量在2.88t/h,為進一步穩定脫苯塔操作，適當降低過熱蒸汽溫度至400～410℃，過熱蒸汽量控制在3t/h，調節可穩住循環洗油質量，防止高溫對洗油造成熱聚合。

5.5 通過調整進一步穩定終冷后煤氣溫度和貧油上塔溫度

前期終冷后煤氣溫度在27℃，貧油上塔溫度在31℃左右，通過對換熱器測溫，優化調整換熱器各換熱效率，實現貧油上塔溫度在28～30℃，終冷后煤氣溫度在24～26℃之間，提高洗苯吸收效率。

6 結語

通過上述技術改造及穩定運行后，洗苯塔后煤氣含苯小于2g/Nm3，洗油消耗小于55 公斤/噸苯。

(1)冷凝水收集技術改造，實現貧富油含水均控制在0.1%以下，為穩定貧富油質量打下良好的基礎，洗苯效率改善顯著。

(2)再生器技術改造，解決再生塔內部堵塞問題，可實現連續排渣，真正改善循環洗油質量，洗油質量將明顯改善，洗苯效率改善顯著。

(3)管式爐技術改造，富油在管式爐內受熱均勻，在同樣煤氣消耗的前提下，提高富油溫度，可提高脫苯效率。