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【摘 要】结合实际操作经验，对邯钢焦化厂二回收车间粗苯蒸馏系统生产工艺进行了改进。改进后，粗苯蒸馏系统运行稳定，轻苯收率提高。
【关键词】粗苯；轻苯；蒸馏
一、前言
焦化厂二回收车间于1980年投入运行，主要负责焦化厂3#、4#焦炉煤气处理，煤气处理量为2.5万m3/h。1999年，焦化厂新增5#、6#两座6m大型焦炉，其焦炉煤气处理也由二回收车间负责，从而使二回收车间煤气处理量提高到7万m3/h。为了实现节能降耗，焦化厂于2003年对焦炉煤气处理工序进行了调整，将3#焦炉煤气改为由一回收车间处理，二回收车间停开一台D750风机，煤气处理量由7万m3/h降到6万m3/h，煤气处理量的波动，给粗苯生产带来了一定的影响。为了保证粗苯蒸馏系统的正常稳定生产，2010年以来，对粗苯蒸馏系统的生产工艺进行了多次改进。改进后，粗苯蒸馏系统运行稳定，轻苯收率提高。
二、工艺状况
（一）工艺简介
从粗苯洗涤工序送来的含苯富油经分缩器后温度由25℃～30℃提高到70℃～80℃，再经贫富油换热器与热贫油进行换热，使其温度升至120℃～140℃，然后进入管式炉加热至165～170℃后送入脱苯塔进行脱苯。富油脱苯后得到苯汽、水汽混合物和贫油，苯汽、水汽混合物经分缩器冷却后，温度降为92℃～94℃，大部分水蒸汽冷凝下来，而苯汽经两苯塔分馏为轻苯和重苯。贫油经贫富油换热器进行热交换后，再经冷却器使温度至20℃～35℃后，送到洗涤工序循环使用。改造前粗苯蒸馏系统工艺流程见图1。
（二）存在问题
（1）过热蒸汽温度偏低
由于現有工艺采用两段贫富油换热器换热，使进入管式炉的富油温度高达140℃左右，而管式炉富油出口温度工艺要求为165℃～170℃，这样富油通过管式炉加热，温升仅为25℃～30℃。而管式炉在加热富油的同时，也需要对蒸汽进行加热，以便形成温度高达280℃～310℃的过热蒸汽用于脱苯。但是，进入管式炉的富油和蒸汽在管式炉内的分布是不同的，富油分布在管式炉的辐射段和对流段，而蒸汽只分布在对流段。由于管式炉加热用煤气量是根据富油出口温度调节的，当富油温度满足工艺要求（165℃～170℃）时，而过热蒸汽温度只能被加热到260℃左右，导致过热蒸汽温度偏低，蒸汽消耗量大，产生废水较多，污染环境，同时也影响了脱苯塔脱苯，造成贫油含苯高，影响洗苯效果，降低了轻苯收率。
（2）脱苯塔与两苯塔操作相互制约
由管式炉出来的过热蒸汽同时供给两苯塔底部再沸器和脱苯塔脱苯使用，却只有一个总阀门控制。两苯塔是实现轻、重苯分馏的重要设备，其底部温度按工艺要求需控制在140℃～160℃，而脱苯塔是实现富油脱苯的关键设备，其底部温度工艺要求为165℃～170℃。当两苯塔底部温度不稳定时，就需要调节再沸器的过热蒸汽用量，从而导致进入脱苯塔的过热蒸汽量产生波动，影响脱苯塔的正常操作，降低了富油脱苯效率；相反，当脱苯塔底部温度发生变化，需要调整过热蒸汽量时，两苯塔底部温度也会受到影响，有时会使两苯塔底部温度过高，导致塔底压力也随之升高，严重时就会使分离缸窜缸，造成生产事故。
（3）轻苯冷凝冷却器轻苯出口温度偏高
由于轻苯冷凝冷却器原有设计冷却水量不足，冷却面积不够，有时轻苯冷凝冷却器轻苯出口温度高达45℃，造成轻苯放散，严重时也将导致分离缸窜缸，使粗苯蒸馏系统操作不稳定，从而影响了轻苯产量。
（4）冬季补充新洗油困难与洗油含水
由于冬季大气温度较低，洗油粘度增大，流速变慢，造成向粗苯蒸馏系统中补充新洗油困难，并且大气温度低时，洗油油水分离困难，使加入系统的新洗油含水量升高。
三、工艺改进
（1）为了提高过热蒸汽温度，不断优化管式炉操作方式。考虑到富油与蒸汽在管式炉的分布情况，通过摸索调整管式炉烟囱翻板开度的大小、燃烧用煤气及空气量的多少，一方面使在管式炉辐射段温度由500℃左右降低至480℃～490℃，另一方面使对流段温升由450℃左右升至500℃以上。从实际操作情况来看，富油出口温度保持在了170℃左右，满足了工艺要求，而过热蒸汽温度也由原来的260℃左右升至300℃以上，解决了过热蒸汽偏低的现状，从而降低了蒸汽耗量。
（2）通过改造，将两苯塔底部再沸器和脱苯塔共同使用的过热蒸汽分开，使脱苯塔单独使用过热蒸汽。同时，考虑到两苯塔实际操作情况，将两苯塔底部再沸器用蒸汽由过热蒸汽改为低压蒸汽，同样可以满足工艺要求。这样使再沸器与脱苯塔用蒸汽不再相互制约，从而稳定了脱苯塔与两苯塔的操作。
（3）为了减少轻苯放散，弥补轻苯冷凝冷却器冷却面积不足的问题，增加了一台110m2螺旋板换热器，使轻苯冷却面积由原来的351m2增加到461m2；另外，由于轻苯冷凝冷却器采用的冷却水只有制冷水，一旦制冷水因故障停水，势必将导致轻苯冷凝冷却器产生放散，严重时，将会使整个粗苯蒸馏系统停工。通过改造，在制冷水与水站的循环水管道上增设了交通管，如果制冷水停水，将开启交通阀，用循环水作为冷却用水，避免了轻苯放散。
（4）在新洗油槽加装自制的蛇管加热器，冬季大气温度较低时，可开加热器加热新洗油，不但降低了新洗油的粘度，还使新洗油中油水得到了有效的分离。改进后粗苯蒸馏系统工艺流程见图2。
四、改进效果
2010年以来，先后对粗苯蒸馏系统生产工艺进行了多次改进。改进后，过热蒸汽温度偏低、轻苯出口温度高、冬季加洗油困难等一系列影响粗苯蒸馏系统正常生产的不利因素基本得到解决，粗苯蒸馏系统运行稳定，粗苯产量有了大幅度的增长，轻苯收率由原来的年均0.84%提高到0.86%，年增效140余万元，粗苯洗油消耗由原来的91kg/t苯降为87kg/t苯，年降耗创效36万元。
【关键词】粗苯；轻苯；蒸馏
一、前言
焦化厂二回收车间于1980年投入运行，主要负责焦化厂3#、4#焦炉煤气处理，煤气处理量为2.5万m3/h。1999年，焦化厂新增5#、6#两座6m大型焦炉，其焦炉煤气处理也由二回收车间负责，从而使二回收车间煤气处理量提高到7万m3/h。为了实现节能降耗，焦化厂于2003年对焦炉煤气处理工序进行了调整，将3#焦炉煤气改为由一回收车间处理，二回收车间停开一台D750风机，煤气处理量由7万m3/h降到6万m3/h，煤气处理量的波动，给粗苯生产带来了一定的影响。为了保证粗苯蒸馏系统的正常稳定生产，2010年以来，对粗苯蒸馏系统的生产工艺进行了多次改进。改进后，粗苯蒸馏系统运行稳定，轻苯收率提高。
二、工艺状况
（一）工艺简介
从粗苯洗涤工序送来的含苯富油经分缩器后温度由25℃～30℃提高到70℃～80℃，再经贫富油换热器与热贫油进行换热，使其温度升至120℃～140℃，然后进入管式炉加热至165～170℃后送入脱苯塔进行脱苯。富油脱苯后得到苯汽、水汽混合物和贫油，苯汽、水汽混合物经分缩器冷却后，温度降为92℃～94℃，大部分水蒸汽冷凝下来，而苯汽经两苯塔分馏为轻苯和重苯。贫油经贫富油换热器进行热交换后，再经冷却器使温度至20℃～35℃后，送到洗涤工序循环使用。改造前粗苯蒸馏系统工艺流程见图1。
（二）存在问题
（1）过热蒸汽温度偏低
由于現有工艺采用两段贫富油换热器换热，使进入管式炉的富油温度高达140℃左右，而管式炉富油出口温度工艺要求为165℃～170℃，这样富油通过管式炉加热，温升仅为25℃～30℃。而管式炉在加热富油的同时，也需要对蒸汽进行加热，以便形成温度高达280℃～310℃的过热蒸汽用于脱苯。但是，进入管式炉的富油和蒸汽在管式炉内的分布是不同的，富油分布在管式炉的辐射段和对流段，而蒸汽只分布在对流段。由于管式炉加热用煤气量是根据富油出口温度调节的，当富油温度满足工艺要求（165℃～170℃）时，而过热蒸汽温度只能被加热到260℃左右，导致过热蒸汽温度偏低，蒸汽消耗量大，产生废水较多，污染环境，同时也影响了脱苯塔脱苯，造成贫油含苯高，影响洗苯效果，降低了轻苯收率。
（2）脱苯塔与两苯塔操作相互制约
由管式炉出来的过热蒸汽同时供给两苯塔底部再沸器和脱苯塔脱苯使用，却只有一个总阀门控制。两苯塔是实现轻、重苯分馏的重要设备，其底部温度按工艺要求需控制在140℃～160℃，而脱苯塔是实现富油脱苯的关键设备，其底部温度工艺要求为165℃～170℃。当两苯塔底部温度不稳定时，就需要调节再沸器的过热蒸汽用量，从而导致进入脱苯塔的过热蒸汽量产生波动，影响脱苯塔的正常操作，降低了富油脱苯效率；相反，当脱苯塔底部温度发生变化，需要调整过热蒸汽量时，两苯塔底部温度也会受到影响，有时会使两苯塔底部温度过高，导致塔底压力也随之升高，严重时就会使分离缸窜缸，造成生产事故。
（3）轻苯冷凝冷却器轻苯出口温度偏高
由于轻苯冷凝冷却器原有设计冷却水量不足，冷却面积不够，有时轻苯冷凝冷却器轻苯出口温度高达45℃，造成轻苯放散，严重时也将导致分离缸窜缸，使粗苯蒸馏系统操作不稳定，从而影响了轻苯产量。
（4）冬季补充新洗油困难与洗油含水
由于冬季大气温度较低，洗油粘度增大，流速变慢，造成向粗苯蒸馏系统中补充新洗油困难，并且大气温度低时，洗油油水分离困难，使加入系统的新洗油含水量升高。
三、工艺改进
（1）为了提高过热蒸汽温度，不断优化管式炉操作方式。考虑到富油与蒸汽在管式炉的分布情况，通过摸索调整管式炉烟囱翻板开度的大小、燃烧用煤气及空气量的多少，一方面使在管式炉辐射段温度由500℃左右降低至480℃～490℃，另一方面使对流段温升由450℃左右升至500℃以上。从实际操作情况来看，富油出口温度保持在了170℃左右，满足了工艺要求，而过热蒸汽温度也由原来的260℃左右升至300℃以上，解决了过热蒸汽偏低的现状，从而降低了蒸汽耗量。
（2）通过改造，将两苯塔底部再沸器和脱苯塔共同使用的过热蒸汽分开，使脱苯塔单独使用过热蒸汽。同时，考虑到两苯塔实际操作情况，将两苯塔底部再沸器用蒸汽由过热蒸汽改为低压蒸汽，同样可以满足工艺要求。这样使再沸器与脱苯塔用蒸汽不再相互制约，从而稳定了脱苯塔与两苯塔的操作。
（3）为了减少轻苯放散，弥补轻苯冷凝冷却器冷却面积不足的问题，增加了一台110m2螺旋板换热器，使轻苯冷却面积由原来的351m2增加到461m2；另外，由于轻苯冷凝冷却器采用的冷却水只有制冷水，一旦制冷水因故障停水，势必将导致轻苯冷凝冷却器产生放散，严重时，将会使整个粗苯蒸馏系统停工。通过改造，在制冷水与水站的循环水管道上增设了交通管，如果制冷水停水，将开启交通阀，用循环水作为冷却用水，避免了轻苯放散。
（4）在新洗油槽加装自制的蛇管加热器，冬季大气温度较低时，可开加热器加热新洗油，不但降低了新洗油的粘度，还使新洗油中油水得到了有效的分离。改进后粗苯蒸馏系统工艺流程见图2。
四、改进效果
2010年以来，先后对粗苯蒸馏系统生产工艺进行了多次改进。改进后，过热蒸汽温度偏低、轻苯出口温度高、冬季加洗油困难等一系列影响粗苯蒸馏系统正常生产的不利因素基本得到解决，粗苯蒸馏系统运行稳定，粗苯产量有了大幅度的增长，轻苯收率由原来的年均0.84%提高到0.86%，年增效140余万元，粗苯洗油消耗由原来的91kg/t苯降为87kg/t苯，年降耗创效36万元。