焦化粗苯蒸馏工段加热工艺改进工程实践

程子明

（河钢集团邯钢公司邯宝焦化厂，河北 邯郸 056015）

焦化厂粗苯蒸馏工段传统加热方式为管式炉工艺，富油和低压饱和蒸汽经管式炉加热后送往脱苯塔，加热所用煤气为焦化厂自产焦炉煤气。由于大多焦化厂目前没有设置精脱硫工艺，煤气脱硫后H2S质量浓度一般在200 mg/m3～300 mg/m3，致使管式炉烟气排放SO2超标，不能满足GB 16171—2012 中焦炉烟气SO2排放限值50 mg/m3（质量浓度）的要求，特别是京津冀地区的焦化企业加热炉烟气排放SO2质量浓度要达到30 mg/m3以下的超低排放指标，对于以焦炉煤气为热源的焦化企业特别是没有精脱硫的焦化企业是个严峻的问题。邯宝焦化厂经过研究论证，采用了以干熄焦自产中压过热蒸汽为热源来代替管式炉的加热工艺，两年多的运行实践证明加热工艺改造从根本上解决了管式炉烟气排放不达标的问题，同时消除了管式炉存在火灾的安全隐患，且对提高循环洗油质量、降低洗油消耗起到促进作用[1]。现将改造情况介绍如下，以供参考。

1 改造前粗苯蒸馏工艺及存在问题

1.1 改造前粗苯蒸馏工艺

邯宝焦化厂粗苯工段由终冷洗苯和粗苯蒸馏两个工序组成，改造前粗苯蒸馏工段工艺流程示意图如图1 所示。

图1 改造前粗苯蒸馏工段工艺流程示意图

从洗苯装置送来的富油依次经油气换热器、贫富油换热器、管式炉加热至180 ℃后进入脱苯塔，脱苯塔顶逸出的轻苯蒸汽经油气换热器、轻苯冷凝冷却器冷却后，进入油水分离器，分离出的轻苯流入轻苯回流槽，部分轻苯用回流泵送至脱苯塔塔顶作为回流，其余轻苯进入轻苯中间槽，再用产品泵送至油库。脱苯塔底排出的热贫油经一段贫富油换热器换热后，用热贫油泵送至二段贫富油换热器，再经一、二段贫油冷却器冷却至约25 ℃后，送洗苯塔顶喷洒洗苯。低压饱和蒸汽被管式炉加热至400 ℃～450 ℃成为过热蒸汽送入再生器，对质量分数1.5%～2.0%的循环洗油进行再生，再生油气进入脱苯塔对富油进行汽提和蒸馏，再生器定期排渣。

1.2 存在问题

1.2.1 原粗苯蒸馏采用管式炉加热工艺对富油及低压饱和蒸汽进行加热，以提升富油温度和得到过热蒸汽，管式炉使用脱硫后的焦炉煤气为燃料，由于煤气含硫指标偏高，H2S 质量浓度在200 mg/m3～300 mg/m3，管式炉排放烟气中SO2质量浓度达230 mg/m3～300 mg/m3，无法满足GB 16171—2012《炼焦化学工业污染物排放标准》烟气排放SO2质量浓度50 mg/m3的排放限值要求及京津冀地区烟气SO2质量浓度30 mg/m3的超低排放标准，管式炉烟气排放成为治理的重点和难点。

1.2.2 粗苯区域属于易燃易爆区，管式炉使用焦炉煤气明火加热，存在较大安全隐患。

1.2.3 由于煤气管网压力的波动、煤气中萘成分造成管道堵塞、燃烧火嘴的积炭堵塞，时常造成富油温度及过热蒸汽温度大幅波动，给脱苯塔的稳定操作带来较大困难。

2 改造可行性及实施

2.1 改造可行性

粗苯蒸馏工段管式炉的主要功能是加热富油和饱和蒸汽，使饱和蒸汽成为过热蒸汽。经管式炉加热后的富油温度要达到185 ℃，过热蒸汽温度达到400℃～450 ℃。邯宝焦化厂配套建有两套140 t/h 干熄焦装置，干熄焦自产3.8 MPa、440 ℃～450 ℃中压过热蒸汽，将此蒸汽引入粗苯工段代替管式炉，即使减去管道20 ℃的温降，也完全满足粗苯蒸馏工段对过热蒸汽温度的要求，仅需对蒸汽进行减压即可。经过计算，将富油加热到185 ℃，使用单台300 m2的蒸汽型富油加热器即可满足要求，富油温度的调节可通过加减过热蒸汽量来实现。

2.2 改造实施

管式炉改中压过热蒸汽加热工艺改造主要涉及两部分，一是富油加热系统改造，二是过热蒸汽系统改造，改造后的工艺流程示意图如图2 所述（虚线框内部分为改造内容）。

图2 改造后粗苯蒸馏工段工艺流程示意图

2.2.1 富油加热系统改造

先将富油加热器、闪蒸回收装置及配套仪表、管道等按照图纸安装就位，试压试漏后，粗苯系统停工，将进管式炉的富油放空，蒸汽清扫后，考虑到动火的安全，在富油管路稍通蒸汽的情况下，开口焊接通往富油加热器的富油管路，富油加热器的出口与原进脱苯塔富油管路焊接，原进、出管式炉富油管路堵盲板。

来自干熄焦的过热蒸汽通过调节阀连接至富油加热器的蒸汽入口，加热器的退汽连接至闪蒸回收装置，回收的低压蒸汽并入现有蒸汽管网。

2.2.2 过热蒸汽系统改造

来自干熄焦的过热蒸汽经减压装置后，并入管式炉后的原过热蒸汽管线，原进管式炉的低压饱和蒸汽管线堵盲板，脱苯塔直接使用干熄焦产过热蒸汽对富油进行蒸馏。

进粗苯蒸馏工段的过热蒸汽与两套干熄焦系统连接，其中一套干熄焦系统年检或故障情况下，粗苯所需蒸汽由另一套干熄焦系统提供，确保粗苯系统的正常运行。

3 改造后运行费用及效果

3.1 运行费用

粗苯蒸馏工段管式炉加热工艺改为干熄焦过热蒸汽富油加热器工艺后，按厂内介质结算价格计算，运行费用统计见表1。从表1 可以看出，两种工艺运行费用相当，基本持平。

表1 运行费用对比

3.2 改造效果

3.2.1 粗苯蒸馏工段由管式炉加热改过热蒸汽加热工艺后，退出了管式炉的使用，从根本上消除了管式炉烟气排放，解决了管式炉烟气SO2排放不达标问题，按管式炉烟气排放量7 500 m3/h，烟气中SO2平均质量浓度260 mg/m3计，年减排SO217.08 t。

3.2.2 消除了管式炉生产工艺在粗苯易燃易爆区域存在明火的安全隐患，为粗苯工段安全生产提供了有力保障。

3.2.3 稳定的干熄焦中压蒸汽确保了粗苯系统过热蒸汽温度、富油温度、再生器温度等各指标稳定，消除了以往煤气压力波动、管式炉烧嘴积炭堵塞等原因导致的各温度指标波动，使粗苯系统处于连续稳定的运行状态。

3.2.4 降低了洗油消耗。采用管式炉加热时，管式炉炉膛温度达600 ℃以上，导致富油中的不饱和化合物聚合反应加剧，造成洗油变质，洗油排渣量增加，洗油消耗增加。改造后，富油在加热器中加热温度仅400 ℃左右，富油中的聚合反应速度变慢，洗油的密度、黏度、270 ℃前馏分等指标明显好转，再生器排渣量也随之降低，吨苯洗油消耗由改造前的65 kg 降至改造后的50 kg，按每月产1 850 t 轻苯计算，每月可节约洗油27.75 t，年节约洗油333 t，按每吨洗油价格4 950 元计算，年降低生产成本164.84 万元。

3.2.5 此次改造主要新增了两台换热面积为300 m2的富油加热器，一套闪蒸回收装置，两台气动调节阀及配套测压力、温度、流量的仪表和工艺管线，新增设备及施工费用合计475 万元，整个装置投资回收期不足3 a。

4 结 语

采用以干熄焦中压过热蒸汽为热源的富油加热器工艺代替管式炉加热工艺，解决了焦化粗苯蒸馏工段管式炉烟气排放SO2不达标问题，同时消除了该工段安全生产的隐患，对于降低生产成本起到积极作用，为实现低碳环保型焦化企业奠定了基础。