本發(fā)明屬于石油加工及精制技術領域，涉及一種無廢物排放的焦化蠟油脫氮精制方法。

背景技術：

采用脫氮劑對焦化蠟油進行脫氮精制工藝技術的開發(fā)應用，為重油輕質化提供了一種有效地加工手段。然而，在實際生產中，由于所使用的脫氮劑為酸性物質，經自然沉降分離后的脫氮焦化蠟油還殘留有少量的脫氮劑、脫氮尾渣等酸性物質，使得脫氮精制后的焦化蠟油的酸值大幅上升。這些殘留的脫氮劑、脫氮尾渣等酸性物質對后續(xù)加工過程的催化劑活性和設備防腐蝕造成了極大危害。

國內科研人員對脫氮精制焦化蠟油進行后處理作了大量研究。在研究中采用方法，主要是將經脫氮劑脫氮精制后的焦化蠟油加入10～20%的脫鹽水進行多次水洗，以脫除脫氮焦化蠟油中殘留的脫氮劑、脫氮尾渣等酸性物質。這種簡單的水洗方法，會導致水與焦化蠟油乳化，使得水洗處理后的焦化蠟油中含有大量的水分，嚴重影響后續(xù)加工過程的進料質量。CN102485842A提供一種固定床補充精制焦化蠟油加工方法，將脫氮并經重力沉降和電精制沉降分離后的焦化蠟油，通過一個裝有堿性吸附劑的固定床吸附塔，以脫除焦化蠟油中殘留的脫氮劑、脫氮尾渣等酸性物質。該方法雖然不需要加水洗滌，減少了脫氮組分殘留，避免了焦化蠟油乳化帶水問題，但是，由于受固定床所使用的吸附劑容量的限制，不能保持長周期連續(xù)運行。

技術實現要素：

本發(fā)明的目的是提供一種無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的方法，對脫氮焦化蠟油進行精制，除去焦化蠟油中的所含有的鹽類、水分和氨，以提高焦化蠟油的質量。本發(fā)明的另一目的是提供一種實現上述方法的無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的裝置。

本發(fā)明的技術方案是：無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的方法，焦化蠟油與脫氮劑混合后經脫氮沉降罐沉降分離，分離后的焦化蠟油與稀氨水混合水洗，然后經氨洗沉降罐沉降分離。脫氮沉降罐的脫氮尾渣和氨洗沉降罐的氨洗水與濃氨水混合后經油水分離罐進行油水分離，分離出的油相到重油罐，水相經濃縮結晶單元進行濃縮結晶后到銨鹽儲倉。離開氨洗沉降罐的氨洗后焦化蠟油經過加熱進入汽提塔，用蒸汽或氮氣作汽提劑對氨洗后焦化蠟油進行汽提，脫除氨洗后焦化蠟油中殘留的水分和氨，汽提后的焦化蠟油送入蠟油儲罐作催化裂化原料。

脫氮劑加入量為焦化蠟油的0.5～2.0%（wt），焦化蠟油與脫氮劑混合后在脫氮沉降罐的沉降停留時間為10～20小時，脫氮沉降罐的溫度是90～130℃。稀氨水的濃度為0.2～5.0%（wt），稀氨水的用量為焦化蠟油質量流量的0.5～10%（wt）。采用蒸汽汽提時，進入汽提塔的焦化蠟油經加熱爐加熱至180～250℃。采用氮氣汽提時，汽提塔內焦化蠟油的溫度為100～130℃，汽提塔的壓力（絕對壓力）為20～70kpa。濃氨水的濃度為10～28%（wt），濃縮結晶溫度為70～90℃，濃縮結晶反應終點水相的PH值為5～8。脫氮劑為市售常規(guī)脫氮劑。

本發(fā)明無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的裝置，包括1號靜態(tài)混合器、脫氮沉降罐、2號靜態(tài)混合器、3號靜態(tài)混合器、氨洗沉降罐、油水分離罐、濃縮結晶單元和沉降總匯管。1號靜態(tài)混合器的入口分別與焦化蠟油管路和脫氮劑罐連接，出口與脫氮沉降罐的進料口連接。脫氮沉降罐的上部出口通過2號靜態(tài)混合器與氨洗沉降罐的進料口連接，稀氨水管路連接到2號靜態(tài)混合器的入口。脫氮沉降罐和氨洗沉降罐的下部出口與沉降總匯管連接。沉降總匯管一頭與濃氨水管路連接，另一頭經3號靜態(tài)混合器與油水分離罐進料口連接。油水分離罐的上部出口與重油罐連接，下部出口經濃縮結晶單元連接到銨鹽儲倉。裝置設有汽提塔，汽提塔設有進料口、汽提劑入口、出料口和塔頂氣體出口。汽提塔的進料口通過加熱設備與氨洗沉降罐的頂部出口連接，出料口與蠟油儲罐連接，塔頂氣體出口與抽真空系統(tǒng)連接，汽提劑入口與氨氣管路連接或通過預熱設備與蒸汽管路連接。

用氨氣作氣化劑時加熱設備為蒸汽加熱器，氨洗沉降罐的頂部出口通過蒸汽加熱器連接到汽提塔的進料口。用蒸汽作氣化劑時裝置設有加熱爐、1號換熱器和2號換熱器。氨洗沉降罐的頂部出口通過1號換熱器、加熱爐連接到汽提塔的進料口，蒸汽管路通過加熱爐連接到汽提劑入口。汽提塔的出料口通過2號換熱器與蠟油儲罐連接。

本發(fā)明無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的方法對脫氮并經重力沉降分離后的焦化蠟油加入稀氨水洗滌，將殘留的脫氮劑、脫氮尾渣等酸性物質轉化為可溶于水的無機銨鹽，然后采用重力沉降和汽提方法脫除水和氨。脫氮尾渣經采用氨水中、濃縮結晶后，分離得到重油和氮磷復合肥原料，無廢物排放。

本發(fā)明先采用稀氨水對脫氮沉降后的焦化蠟油進行氨水洗滌，使脫氮焦化蠟油中殘留的脫氮尾渣、脫氮劑轉化為可溶于水的無機銨鹽，然后采用自然沉降、汽提方法去除氨洗后殘留的鹽類、水分和氨，從而使焦化蠟油達到深度精制的目的。使用本發(fā)明的方法對焦化蠟油進行精制后，焦化蠟油的堿性氮含量從原來的1400～1700ppm，降低到300 ppm以下，酸值控制在0.5mgKOH/g以下，油品總收率達到99.8%以上，提高了焦化蠟油的質量，有利于優(yōu)化催化裂化的原料和產品質量，實現生產裝置長周期連續(xù)運行。本發(fā)明無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的裝置實現上述方法提供了必要設備，選用氨氣或蒸汽兩種汽提劑進行汽提，增加了焦化蠟油脫氮精制操作的靈活性。

附圖說明

圖1為本發(fā)明無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的裝置流程示意圖；

圖2為本發(fā)明另一實施方案的流程示意圖；

其中：

1—1號靜態(tài)混合器、2—脫氮沉降罐、3—2號靜態(tài)混合器、4—氨洗沉降罐、5—1號換熱器、6—3號靜態(tài)混合器、7—加熱爐、8—汽提塔、9—2號換熱器、10—油水分離罐、11—濃縮結晶單元、12—沉降總匯管、13—蒸汽加熱器。

具體實施方式

下面結合實施例和附圖對本發(fā)明進行詳細說明。本發(fā)明保護范圍不限于實施例，本領域技術人員在權利要求限定的范圍內做出任何改動也屬于本發(fā)明保護的范圍。

實施例1

本發(fā)明無廢物排放焦化蠟油脫氮精制的裝置，如圖1所示，包括1號靜態(tài)混合器 1、脫氮沉降罐2、2號靜態(tài)混合器3、3號靜態(tài)混合器6、氨洗沉降罐4、油水分離罐10、濃縮結晶單元11、1號換熱器5、加熱爐7、2號換熱器9、汽提塔8和沉降總匯管12。1號靜態(tài)混合器的入口分別與延遲焦化裝置的焦化蠟油管路和脫氮劑罐連接，出口與脫氮沉降罐的進料口連接。脫氮沉降罐的上部出口通過2號靜態(tài)混合器與氨洗沉降罐的進料口連接，稀氨水管路連接到2號靜態(tài)混合器的入口。脫氮沉降罐和氨洗沉降罐的下部出口與沉降總匯管連接。沉降總匯管一頭與濃氨水管路連接，另一頭經3號靜態(tài)混合器與油水分離罐進料口連接。油水分離罐的上部出口與重油罐連接，下部出口經濃縮結晶單元連接到銨鹽儲倉。汽提塔設有進料口、汽提劑入口、出料口和塔頂氣體出口，氨洗沉降罐的頂部出口通過1號換熱器、加熱爐的輻射段連接到汽提塔的進料口，汽提塔的出料口與蠟油儲罐連接，汽提塔頂氣體出口與抽真空系統(tǒng)連接，中壓蒸汽管路通過加熱爐的對流段連接到汽提劑入口。

焦化蠟油按80.0kg/h的流量連續(xù)進料，控制焦化蠟油溫度為110～120℃，按1.3kg/h加入脫氮劑。焦化蠟油與脫氮劑一起進入到1號靜態(tài)混合器1中進行混合反應后，進入脫氮沉降罐進行沉降分離，沉降停留時間為12小時。脫氮沉降罐上部排出的油與稀氨水一起進入到2號靜態(tài)混合器3中進行混合洗滌后，進入氨洗沉降罐進行沉降分離，稀氨水濃度為1.2%，加入量為1.6kg/h，沉降時間為12小時。氨洗沉降罐頂部的排出氨洗后焦化蠟油，在加熱爐7中加熱至210～230℃后經上部的加料口進入汽提塔8，0.8Mpa中壓蒸汽經加熱爐的對流段預熱后經下部汽提劑入口進入汽提塔，對氨洗后焦化蠟油進行汽提，蒸汽用量為0.85kg/h。汽提塔內焦化蠟油溫度為210～230℃，液位控制在50～65%，汽提塔的塔頂壓力（絕對壓力）為30～45kpa。汽提塔底抽出的精制焦化蠟油到蠟油儲罐，作催化裂化原料貯存。

脫氮沉降罐底部排出的脫氮尾渣和氨洗沉降罐底部排出的氨洗水均進入到沉降總匯管中，與濃氨水一起進入到3號靜態(tài)混合器6中進行混合反應，濃氨水濃度為25%，加入量為1.4～1.5kg/h。反應混合物料進入到油水分離罐進行沉降分離。油水分離罐上層分離出的重油輸送到重油罐貯存，下層分離出的銨鹽水溶液輸送到濃縮結晶單元，經濃縮結晶后得到氮磷復合肥的原料送到銨鹽儲倉貯存。

經分析計算，采用本方法處理后的焦化蠟油，其堿性氮含量從原來的1568ppm下降到334ppm，酸值從原來的0.62mgKOH/g，降低到0.35mgKOH/g。精制焦化蠟油水含量為32ppm，收率為96.6%，油品總收率為99.9%。

實施例2

本發(fā)明另一實施方式如圖2所示，加熱設備為蒸汽加熱器13，氨洗沉降罐的頂部出口通過蒸汽加熱器連接到汽提塔3的進料口。用氨氣作汽提劑，氨氣管路連接到汽提塔的汽提劑入口。其它流程與實施例1相同。

焦化蠟油80.0kg/h的流量連續(xù)進料，控制焦化蠟油溫度為100～120℃，按1.4kg/h加入脫氮劑。焦化蠟油與脫氮劑一起進入到1號靜態(tài)混合器中進行混合反應后，進入脫氮沉降罐進行沉降分離，沉降停留時間為15小時。脫氮沉降罐頂部排出的焦化蠟油與稀氨水一起進入到2號靜態(tài)混合器中進行混合洗滌后，進入氨洗沉降罐進行沉降分離，稀氨水濃度為1.15%，加入量為4.2kg/h。

氨洗沉降罐頂部排出的氨洗后焦化蠟油，在蒸汽加熱器13加熱至100～120℃后經上部的加料口進入汽提塔8，氮氣經下部汽提劑入口進入汽提塔，汽提塔內焦化蠟油溫度為100～120℃，液位控制在50～65%，塔頂壓力（絕對壓力）為20～30kpa；氮氣壓力為0.4Mpa，氮氣加入量為0.25kg/h。汽提塔底抽出的精制焦化蠟油到蠟油儲罐，作催化裂化原料貯存。

脫氮沉降罐底部排出的脫氮尾渣和氨洗沉降罐底部排出的氨洗水均進入到沉降總匯管中，并與濃氨水一起進入到3號靜態(tài)混合器中進行混合反應，濃氨水濃度為20%，加入量為1.8～2.5kg/h。反應混合物料進入到油水分離罐進行沉降分離。油水分離罐上層分離出的重油輸送到重油貯罐貯存，下層分離出的銨鹽水溶液輸送到濃縮結晶單元，經濃縮結晶后得到氮磷復合肥的原料送到銨鹽儲倉貯存。

經分析計算，采用本方法處理后的焦化蠟油，其堿性氮含量從原來的1703ppm下降到292ppm，酸值從原來的0.65mgKOH/g，降低到0.37mgKOH/g。精制焦化蠟油水含量為44ppm，收率為96.5%，油品總收率為99.8%。