CN104178205B - 降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用方法。在贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)，将抽提系统中环丁砜藏量的0％～6％引入净化单元(A)，环丁砜以40～60℃，体积空速1.5～9.0h-1通过净化单元(A)中的阴离子交换树脂塔(15)，净化后返回系统，原芳烃抽提系统中减压塔溶剂再生单元(B)切出停运，其它工艺过程和操作参数不变。避免了氧气渗入和高温再生造成的环丁砜劣化，抽提系统中环丁砜pH值从5.0～6.0提高到6.0～7.0，色度从6.0降到2.0，氯离子含量从5～7mg/kg降到1mg/kg左右，环丁砜品质更好，系统的运行费用更低。
Description
技术领域
本发明涉及一种降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用方法，更具体地说涉及一种在芳烃抽提系统中的贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)净化环丁砜溶剂，去除原芳烃抽提系统中减压塔溶剂再生单元(B)，不改变抽提系统其他工艺过程和工艺参数，提高抽提溶剂环丁砜品质，降低环丁砜抽提系统运行成本的工业装置及应用方法。
背景技术
芳烃抽提系统是芳烃联合装置的一个单元，将芳烃联合装置脱庚烷塔顶采出的C6～C7组分作为抽提原料，经抽提系统加工处理，分离为芳烃和非芳烃。芳烃抽提系统如图2所示，包括抽提塔(1)、抽余油水洗塔(2)、抽提汽提塔(4)、回收塔(7)、溶剂减压再生塔(9)、水汽提塔(6)及相关的泵、换热器、中间罐、仪表及连接管线组成。抽提原料由芳烃抽提塔(1)下部进入，与抽提塔(1)上部进入的环丁砜逆流接触，分为两相：上层抽余油相去水洗塔(2)回收其中的少量溶剂，抽余油相由水洗塔(2)的塔底进入，与顶部进入的水洗水逆流接触，抽余油从塔顶出装置，含少量环丁砜溶剂的水从水洗塔(2)的塔底循环到水汽提塔(6)，产生水蒸气，产生的水蒸气或进入回收塔(7)汽提C6、C7芳烃，或进入减压再生塔(9)降低溶剂分压，再随塔顶溶剂进入回收塔(7)，水汽提塔(6)塔顶蒸汽含一定量的非芳烃，引入抽提汽提塔(4)塔顶管线；芳烃抽提塔(1)下层溶解了芳烃的环丁砜富溶剂，从塔底进入抽提汽提塔(4)。抽提汽提塔(4)塔顶蒸出大量轻质非芳烃，经抽提汽提塔(4)的塔顶罐(5)分相，塔顶罐(5)中的烃相用作反洗液返回抽提塔(1)底部，置换溶于溶剂中的重质非芳烃，提高抽出物纯度，塔顶罐(5)中的水相与水洗塔塔底水一起进入水汽提塔(6)产生水蒸气；抽提汽提塔(4)的塔底物去水汽提塔(6)的塔底换热器，为水汽提塔(6)提供热量后进入回收塔(7)，经汽提从回收(7)塔顶分离出C6～C7芳烃，进入下游B.T单元，回收塔(7)的塔底贫溶剂大部分经循环溶剂冷却器(10)、贫/富溶剂换热器(3)回到抽提塔(1)的顶部，一小部分进入溶剂再生塔(9)进行减压再生，去除其中的胶质和劣化产物。
在现有的芳烃抽提装置中，环丁砜回收塔(7)的塔底操作温度174～180℃，环丁砜在高温下缓慢裂解，造成环丁砜劣化，因此环丁砜抽提系统用溶剂再生塔(9)对环丁砜贫溶剂进行部分再生，除去劣化产物。溶剂再生塔(9)在负压下操作，操作温度174～180℃，在去除劣化产物的同时，也一定程度上造成了环丁砜的进一步劣化，再生塔底物呈棕黑色。溶剂再生塔(9)在负压下操作，容易因为密封不好造成微量氧进入体系，加剧环丁砜劣化。陈一波在《环丁砜抽提装置腐蚀原因及控制》中介绍，某厂重整脱庚烷塔从中间罐补充2m3/h左右的外供HCSN，其含氧量为4.4×10-6，游离氧为3.4×10-6，这股料送到抽提装置后，回收塔顶受槽水的pH值迅速从9.7降至4.5，环丁砜溶剂的颜色也明显变暗，停止使用HCSN后，pH又回到正常值，说明游离氧加速环丁砜劣化。
芳烃联合装置重整反应为保证水氯平衡，在再生器部位连续补充四氯乙烯，补充的四氯乙烯在反应过程中一部分以氯离子的形式进入脱庚烷塔顶采出C6、C7组分，脱庚烷塔顶采出C6、C7组分作为抽提原料进入环丁砜抽提系统。由于环丁砜在抽提系统循环运行，环丁砜又是极性溶剂，随脱庚烷塔顶C6、C7组分进入环丁砜抽提系统的氯离子在环丁砜中发生累积，造成环丁砜抽提溶剂氯含量升高，pH值降低，抽提系统设备腐蚀严重，高温换热器约6个月检修或更换一次，达不到设计的2年时间。为解决上述问题，环丁砜抽提系统运行时定期向环丁砜中加如单乙醇胺，调节环丁砜溶剂的pH值，减缓设备腐蚀，部分环丁砜贫溶剂通过减压塔溶剂再生单元(B)进行溶剂再生，但都不能有效去除环丁砜中氯离子累积的问题。当抽提系统环丁砜溶剂中的氯离子含量达到5～10mg/L时，系统被迫外排部分环丁砜，补加同等数量的新鲜环丁砜，加大了运行成本。
环丁砜抽提装置停车检修/更换换热器期间，重整装置需要降低负荷20％运行，影响了整个芳烃联合装置的效益。
寻找一种有效的环丁砜贫溶剂再生方法，去除贫溶剂环丁砜中氯离子，降低环丁砜抽提系统设备腐蚀，消除安全隐患，降低运行成本，实现装置长周期，对整个芳烃联合装置满负荷安全运行，提高经济效益具有重要意义。
CN2709446Y公开了芳烃萃取溶剂环丁砜的净化装置，由进料泵、精密过滤器、一级吸附罐、二级吸附罐及之间的连接组成，吸附罐中上部装填10～30％的3A或5A分子筛、中部装填50～70％强碱树脂、下部装填5～20％白土，净化环丁砜降解产生的H2SO3、及磺酸类等有机酸性物质。但使用的强碱树脂抗有机污染能力差，3A或5A分子筛再生困难，白土为酸性，降低单位树脂对环丁砜的净化量。
CN1230545A公开了劣质环丁砜的再生方法。劣质环丁砜先经过蒸馏后，再通过阴离子交换树脂层进行再生处理。减压蒸馏压力0.3Mpa，馏出温度150～180℃。该方法处理劣化环丁砜能耗及动力消耗较高，且没有涉及到氯离子的脱除方法。CN1861594A公开了劣质环丁砜的再生方法，在CN1230545A的基础上，在环丁砜通路设置了在线pH计，实现了再生后环丁砜质量的实时监测，但未解决原专利存在的缺陷。
CN1634917A公开了劣质环丁砜的腐蚀性杂质脱除方法，采用负载在高比表面多孔吸附材料上的碱金属或碱土金属的氧化物和碳酸盐或碳酸氢盐的混合物制成的固体碱为吸附剂。由于固体碱不能再生，增加了废渣的排放。
CN2012102230136提供了一种操作成本低、运行过程相对简单、不产生或少产生固体残渣的环丁砜脱氯方法及工业应用装置，有效脱除随C6、C7组分进入环丁砜中而累积的Cl-，解决环丁砜装置设备的Cl-腐蚀问题，设备缓蚀率达到81.5％，环丁砜装置高温换热器达到2～3年1修，消除安全隐患，降低运行成本，实现装置长周期运行，同时确保芳烃联合装置满负荷安全运行，提高芳烃联合装置的经济效益。但该装置运行时，只是在原抽提系统中引出少量的环丁砜进入该工业应用装置，虽然所提供的装置运行成本低，但还是存在附加的运行成本。
发明内容
本发明提供了一种降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用法。降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置如图1所示，在贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)净化环丁砜溶剂，原芳烃抽提系统中减压塔溶剂再生单元(B)切出停运，停止单乙醇胺加入，不改变抽提系统其他工艺过程和工艺参数，提高抽提溶剂环丁砜品质，降低环丁砜抽提系统运行成本。降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，在贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)，将抽提系统中环丁砜藏量的0％～6％引入净化单元(A)，环丁砜在40～60℃，体积空速1.5～9.0h-1通过净化单元(A)中的阴离子交换树脂塔(15)，净化后返回系统，原系统中减压塔溶剂再生单元(B)切出停运，其它工艺过程和操作参数不变。抽提系统中环丁砜贫溶剂pH值从5.0～6.0提高到6.0～7.0，色度从6.0降到2.0，氯离子含量从5～7mg/kg降到1mg/kg左右，环丁砜品质更好，系统的运行费用更低。
本发明的技术方案如下：
降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置如图1所示，在原芳烃抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)与抽提塔(1)之间增加阴离子交换塔净化单元(A)，将原芳烃抽提系统的减压塔溶剂再生单元(B)切出抽提系统停运。原芳烃抽提系统中其它工艺过程和操作参数不变。阴离子交换塔净化单元(A)如图3所示，包括：贫/富溶剂换热器(3)后的贫溶剂引出端口连接流量计(11)、流量计(11)连接溶剂换热器(12)、溶剂换热器(12)连接溶剂冷却器(13)、溶剂冷却器(3)连接过滤器(14)、过滤器(14)连接树脂交换塔(15)、树脂交换塔(15)连接溶剂换热器(12)的另一通道、溶剂换热器(12)的另一通道连接芳烃抽提装置的另一连接端口，芳烃抽提装置的另一连接端口在贫/富溶剂换热器(3)后的贫溶剂引出端口与抽提塔(1)的环丁砜进料口之间的任一位置上。
降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，在原来的贫/富溶剂换热器(3)后引出一股环丁砜贫溶剂进入新增的阴离子交换树脂塔净化单元(A)进行净化，经阴离子交换树脂塔净化单元(A)净化后的环丁砜溶剂与未进入离子交换树脂塔净化单元的环丁砜溶剂一起返回抽提塔(1)。将原芳烃抽提系统的减压塔溶剂再生单元(B)切出芳烃抽提系统停运。原芳烃抽提系统中其它工艺过程和操作参数不变。
引入阴离子交换塔净化单元(A)净化的环丁砜量为芳烃抽提系统环丁砜藏量的0％～6％，优选1％～3％。
实际引入量根据抽提系统环丁砜贫溶剂的品质而定，且决定了树脂交换塔的树脂操作周期。当环丁砜贫溶剂品质好时，氯含量低于1.5mg/kg，可以将阴离子交换塔净化单元(A)切出芳烃抽提系统。即引入阴离子交换塔净化单元(A)的环丁砜藏量为0％。
当环丁砜贫溶剂品质一般时，氯含量在1.5～5.0mg/kg，引入阴离子交换树脂塔净化单元(A)的环丁砜为系统藏量的1％～3％，既可以保证抽提系统环丁砜贫溶剂的质量，又可以维持较低的操作费用。
当环丁砜品质较差时，氯含量高于5.0mg/kg，引入阴离子交换塔净化单元(A)的环丁砜可以为抽提系统环丁砜藏量的4～6％，以便快速净化，迅速改善抽提系统环丁砜抽提溶剂的品质。
阴离子交换塔净化单元(A)的树脂交换塔(15)中装有碱性阴离子交换树脂，通过离子交换脱除环丁砜贫溶剂中的氯离子和其他酸性离子，同时吸附胶质。树脂交换塔(15)中装有大孔弱碱型阴离子交换树脂。在树脂交换塔的进出口装有25～40cm的20～40目的石英砂，过滤或吸附溶剂中的胶质、固体杂质、捕捉破碎树脂。
引入阴离子交换塔净化单元(A)的环丁砜溶剂经溶剂换热器(12)、溶剂冷却器(13)降温至60℃以下，进入树脂交换塔(15)。优选降温至40～45℃，进入树脂交换塔(15)。
环丁砜贫溶剂以体积空速1.5～9.0h-1，优选3.0～6.0h-1通过树脂交换塔(15)。
溶剂过滤器(13)的过滤精度在20～40μm。
本发明在原抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)与抽提塔(1)之间增加阴离子交换塔净化单元(A)，将原抽提系统中的减压塔溶剂再生单元(B)切出抽提系统停运，不改变抽提系统的其它流程和操作参数，有效避免了因氧气渗入和高温再生操作而造成的环丁砜劣化，环丁砜溶剂品质更好，降低了环丁砜抽提系统设备腐蚀。离子交换系统运行和维护成本与减压再生塔(9)运行时的蒸汽成本、真空操作系统运行成本比较，费用更低。
阴离子交换塔净化单元(A)净化的环丁砜溶剂，优于减压塔溶剂再生单元(B)再生的环丁砜溶剂，系统环丁砜中的氯离子浓度从5～7mg/kg降到1mg/kg以下，pH值从5.0～6.0提高到6.0以上，胶质被吸附脱除，色度从6降到2，系统不需外排劣质环丁砜，降低了操作成本。，
本发明的优点是：本发明提供了一种降低芳烃抽提系统运行成本的的工业装置及应用方法，在原抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)与抽提塔(1)之间增加阴离子交换塔净化单元(A)，将原抽提系统中的减压塔溶剂再生单元(B)切出抽提系统停运，不改变抽提系统的其它流程和操作参数，有效避免了因氧气渗入和高温再生操作而造成的环丁砜劣化，环丁砜中氯离子浓度从5～7mg/kg降到1mg/kg以下，pH值从5.0～6.0升高到6.0以上，色度从6降到2，降低了环丁砜抽提系统设备腐蚀。采用本发明的的工业装置及应用方法，与原芳烃抽提系统运行方法相比，费用更低。
附图说明
图1：为降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置示意图，
图2：为原芳烃抽提系统的装置示意图。
图3：为阴离子交换树脂塔净化单元(A)装置示意图。
图中：1抽提塔2抽余油水洗塔3贫/富溶剂换热器4抽提汽提塔5抽提汽提塔顶轻质非芳罐6水汽提塔7回收塔8回收塔塔顶芳烃罐9减压再生塔10贫溶剂冷却器11流量计12溶剂换热器13溶剂冷却器14过滤器15树脂交换塔16连接管17进料管线18出料管线；图中只给出了抽提系统中相关物料的走向，公用工程和相关的泵、中间罐、换热器、仪表、连接管线等在此未一一具体列出。
具体实施方式
在原芳烃抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)后增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)，经阴离子交换树脂塔净化单元(A)净化后的环丁砜溶剂与未处理的环丁砜溶剂一起返回到抽提装置的抽提塔(1)进行抽提操作，将原芳烃抽提系统的减压再生塔单元(B)切出抽提系统停运，停止单乙醇胺加入，原芳烃抽提系统中其它工艺过程和操作参数不变。
降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置见附图1：在原来的贫/富溶剂换热器(3)后引出一股环丁砜贫溶剂进入新增的阴离子交换树脂塔净化单元(A)进行净化，净化后的环丁砜溶剂与未进入离子交换树脂塔净化单元(A)的环丁砜溶剂一起返回抽提塔(1)，原芳烃抽提系统的减压塔再生单元(B)切出抽提系统停运，停止单乙醇胺加入，其它工艺过程和操作参数不变。阴离子交换树脂塔净化单元(A)如图3所示，包括：贫/富溶剂换热器(3)后的贫溶剂引出端口连接流量计(11)、流量计(11)连接溶剂换热器(12)、溶剂换热器(12)连接溶剂冷却器(13)、溶剂冷却器(3)连接过滤器(14)、过滤器(14)连接树脂交换塔(15)、树脂交换塔(15)连接溶剂换热器(12)的另一通道、溶剂换热器(12)的另一通道连接芳烃抽提装置的另一连接端口，芳烃抽提装置的另一连接端口在贫/富溶剂换热器(3)后的贫溶剂引出端口与抽提塔(1)的环丁砜进料口之间。阴离子交换塔再生系统的环丁砜贫溶剂通过调节流量计(11)控制环丁砜进料空速、调节冷却器(13)的冷却水流量，控制进入树脂塔(15)的环丁砜贫溶剂的温度，对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析其Cl-含量、pH值，并与进入本装置前的环丁砜进行对比，确定阴离子交换再生系统的净化效果。
下面通过实施例进一步说明本发明，但本发明并不限于实施例，本发明的权限以权利要求书为准。
实施例1
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为1.5h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的1％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度60℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值5.23，Cl-含量4.9mg/kg。对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析Cl-含量、pH值，结果见表1。
实施例2
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为9.0h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的6％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度55℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值4.3，Cl-含量7.9mg/kg，对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析Cl-含量、pH值，结果见表1。
实施例3
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为4.5h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的4％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度50℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值3.93，Cl-含量6.9mg/kg。对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析其Cl-含量、pH值，结果见表1。
实施例4
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为6.0h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的2％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度45℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值5.63，Cl-含量1.5mg/kg。对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析其Cl-含量、pH值，结果见表1。
实施例5
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为7.5h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的5％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度40℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值4.58，Cl-含量5.9mg/kg。对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析其Cl-含量、pH值，结果见表1。
实施例6
通过流量计控制进入阴离子交换树脂塔的环丁砜体积空速为3.0h-1，进入阴离子交换再生系统的环丁砜约为系统环丁砜藏量的3％，调节冷却器冷却水的流量，控制进入树脂塔的环丁砜贫溶剂的温度45℃。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂pH值5.33，Cl-含量3.8mg/kg。对流出树脂塔的环丁砜贫溶剂进行取样，分析其Cl-含量、pH值，结果见表1。
表1阴离子交换再生系统净化环丁砜效果
实施例7
芳烃抽提系统采用阴离子交换树脂塔净化单元(A)对环丁砜贫溶剂进行净化，减压塔再生单元(B)切除停运后，对系统内运行的环丁砜贫溶剂的pH值和氯含量及色度指标进行检测，检测结果见表2。
表2采用降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用法后抽提系统环丁砜指标
| 树脂塔净化系统投用时间，月 | pH | 氯含量，mg/kg | 色度 |
| 0.5 | 6.72 | 3.91 | 6.0 |
| 1 | 6.58 | 1.43 | 3 |
| 1.5 | 6.68 | 0.98 | 2.5 |
| 2 | 6.59 | 1.01 | 2.0 |
| 2.5 | 7.32 | 1.12 | 2.0 |
| 3 | 7.00 | 1.05 | 2.0 |
| 6 | 6.85 | 1.2 | 2.0 |
| 12 | 6.65 | 1.15 | 2.0 |
| 18 | 6.8 | 1.02 | 2.0 |
| 24 | 6.78 | 0.98 | 2.0 |
| 30 | 6.65 | 1.25 | 2.0 |
| 36 | 6.56 | 1.23 | 2.0 |
实施例8
芳烃抽提系统采用阴离子交换树脂塔净化单元(A)对环丁砜贫溶剂进行净化，阴离子交换树脂塔净化单元操作费用情况见表3。
表3阴离子树脂塔净化单元操作费用情况
| 树脂费用，万元/年 | 6.4 |
| 运行成本，万元/年 | 4.6 |
| 合计，万元/年 | 11.0 |
对比例1
原芳烃抽提系统运行时，采用减压塔再生单元(B)对环丁砜贫溶剂再生，对进入减压再生塔的环丁砜和再生后的环丁砜贫溶剂进行检测，检测结果见表4。
表4减压再生塔净化环丁砜效果
对比例2
原芳烃抽提系统运行时，采用减压塔再生单元(B)对环丁砜贫溶剂再生，定期向环丁砜中加入单乙醇胺调节环丁砜的pH值。对系统内运行的环丁砜的pH值和氯含量进行检测，检测结果见表5。
表5原抽提系统运行时(减压再生塔净化溶剂且定期加入单乙醇胺)系统内环丁砜指标
| 投用时间，月 | pH | 氯含量，mg/kg | 色度 |
| 0.5 | 4.80 | 5.52 | 6.0 |
| 1 | 4.06 | 5.62 | 6.0 |
| 1.5 | 4.95 | 5.12 | 6.0 |
| 2 | 5.23 | 9.21 | 6.0 |
| 2.5 | 5.80 | 5.58 | 6.0 |
| 3 | 5.52 | 7..32 | 6.0 |
对比例3
原芳烃抽提系统进行操作时，采用减压塔再生单元(B)对环丁砜贫溶剂再生，定期加入单乙醇胺，外排环丁砜，费用情况见表6。
表6原芳烃抽提系统运行时减压再生塔净化单元操作费用情况
| 再生蒸汽，万元/年 | 100 |
| 真空系统，万元/年 | 20 |
| 合计 | 270..25 |
对比例4
原芳烃抽提系统采用减压塔再生单元(B)进行环丁砜再生，定期加入单乙醇胺，不定期外排环丁砜和更换贫溶剂换热器。本发明在原芳烃抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)与抽提塔(1)之间增加阴离子交换塔净化单元(A)对环丁砜贫溶剂进行净化，将原芳烃抽提系统的减压再生塔单元(B)切出抽提系统停运，不再外排环丁砜，不再加入单乙醇胺，在检修周期内不再更换贫溶剂换热器。采用两种运行方式的相关费用对比见表7。
表7采用阴离子交换树脂塔净化单元(A)与减压塔再生单元(B)时相关费用情况对比
从表7可以看出，本发明采用阴离子交换塔净化单元(A)对环丁砜贫溶剂进行净化，操作费用11万元/年。原芳烃抽提系统采用减压塔再生单元(B)对环丁砜贫溶剂进行净化，定期加入单乙醇胺，不定期外排环丁砜和更换贫溶剂换热器，相关费用270.25万元/年。本发明运行方式与原抽提系统的运行方式相比，可节约费用259.25万元/年。
Claims (14)
1.一种降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置，在环丁砜抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)，从芳烃装置抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)后引出一股环丁砜贫溶剂进入阴离子交换树脂塔净化单元(A)，经阴离子交换树脂塔净化单元(A)净化后的环丁砜贫溶剂与贫/富溶剂换热器(3)后未引入阴离子交换树脂塔净化单元(A)的环丁砜贫溶剂一起返回到抽提塔(1)进行抽提操作，原芳烃抽提系统的减压塔溶剂再生单元(B)切出芳烃抽提系统停运。
2.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置，其特征在于：阴离子交换树脂塔净化单元(A)包括：芳烃抽提装置贫/富溶剂换热器(3)后贫溶剂引出端口连接流量计(11)、流量计(11)连接溶剂换热器(12)、溶剂换热器(12)连接溶剂冷却器(13)、溶剂冷却器(13)连接过滤器(14)、过滤器(14)连接树脂交换塔(15)、树脂交换塔(15)连接溶剂换热器(12)的另一通道、溶剂换热器(12)的另一通道连接芳烃抽提装置的另一连接端口。
3.根据权利要求2所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置，其特征在于：溶剂换热器(12)另一通道连接芳烃抽提装置的另一连接端口，芳烃抽提装置的另一连接端口在芳烃抽提装置贫/富溶剂换热器(3)后贫溶剂引出端口与抽提塔(1)的环丁砜进料口之间的任一位置上。
4.根据权利要求1装置降低芳烃抽提系统运行成本的工业方法，其特征在于：环丁砜从贫/富溶剂换热器(3)后引入阴离子交换树脂塔净化单元(A)，引入的环丁砜的量为芳烃抽提系统环丁砜藏量的0％～6％。
5.根据权利要求4装置降低芳烃抽提系统运行成本的工业方法，其特征在于：引入的环丁砜的量为芳烃抽提系统环丁砜藏量的1％～3％。
6.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：阴离子交换树脂塔净化单元(A)的树脂交换塔中装有碱性阴离子交换树脂。
7.根据权利要求6所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：碱性阴离子交换树脂位大孔弱碱型阴离子交换树脂。
8.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：引入阴离子交换树脂塔净化单元(A)的环丁砜经溶剂换热器(12)、溶剂冷却器(13)降温至40～60℃进入树脂交换塔(15)。
9.根据权利要求8所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：溶剂冷却器(13)降温至40～45℃进入树脂交换塔(15)。
10.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：引入阴离子交换树脂塔净化单元(A)的环丁砜经流量计(11)计量后，通过阴离子交换树脂塔(15)体积空速为1.5～9.0h-1。
11.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：通过阴离子交换树脂塔(15)体积空速为3.0～6.0h-1。
12.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：原芳烃抽提系统中减压塔溶剂再生单元(B)切出芳烃抽提系统停运；原芳烃抽提系统停止单乙醇胺加入，其它工艺过程和操作参数不变。
13.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：芳烃抽提系统运行的环丁砜贫溶剂pH值从5.0～6.0升高到6.0～7.0，氯离子降低到1mg/kg左右，色度从6.0降到2.0。
14.根据权利要求1所述的降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：在环丁砜抽提系统的贫/富溶剂换热器(3)和抽提塔(1)之间增加阴离子交换树脂塔净化单元(A)，原芳烃抽提系统的减压塔溶剂再生单元(B)切出芳烃抽提系统停运，降低了环丁砜抽提系统的运行成本。
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