一种用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺

摘要

本发明涉及到一种用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺，其对溶剂脱沥青工艺中需要加热的一段抽提液、含溶剂脱油沥青和/或二段抽提液采用与焦化装置中热蜡油在换热器中换热的方法或物流返回焦化装置加热的方式替换现有的溶剂脱沥青装置中的加热炉，从而去掉了溶剂脱沥青装置中的加热炉，节省了投资，降低了焦化装置的循环比。

说明书

技术领域

本发明涉及一种用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺。

背景技术

焦化装置是炼油厂重要的二次加工装置之一，其对炼油厂经济效益起到重要的作用。焦化工艺是以炼油厂质量最重、最差的渣油为原料，通过热裂解生产富汽、汽油、柴油、蜡油和重蜡油的工艺过程。渣油原料经与产品换热后进入进入主分馏塔汽化段下方与来自焦炭塔出口450℃左右的高温油气接触换热，油气中的重蜡油被液化，随同渣油原料一起进入塔底，然后从分馏塔底抽出口抽出，进入辐射泵增压，之后送入加热炉加热至500℃左右，出加热炉进入焦炭塔。在焦炭塔内渣油产生热裂解和缩合反应，生成富汽、汽油、柴油、蜡油、重蜡油和焦炭。其中富汽、汽油、柴油、蜡油、重蜡油变成450℃左右的高温油气混合物出焦炭塔，进入主分馏塔汽化段下方，焦炭就留在焦炭塔内生成焦炭产品。在主分馏塔内汽化段下方，气相重蜡油与进入该处的渣油原料接触冷凝被液化，随同渣油原料一起进入塔底。其余产品上升进入汽化段上方，被分割为富汽、汽油、柴油、蜡油等产品。然后从分馏塔的各个抽出口抽出，再经换热、冷却后送出焦化装置。其中蜡油经蜡油泵送入下游催化装置加工。

重蜡油由于质量较差，不是目标产品，故将其返回焦化装置回炼。根据经验，目前重蜡油产率约为5-8％，因其热稳定性较好，返回焦化回炼之后不能实现100％的转化，只有少部分转化成目标产品，其余大部分再与新生成的重蜡油汇合后返回焦化再次回炼，于是形成了所谓循环油。循环油与新鲜原料渣油重量流量的比值称作循环比。国内焦化装置的常规循环比较高，一般为0.3～0.4，个别的焦化装置循环比更高达1.0。焦化装置回炼一吨循环油的成本要大大高于原料油，因此，循环比越高越不经济。与低循环比工艺相比较，常规循环比工艺的主要问题是：生焦率较高，一般高出3-4％，造成装置总的液体收率低；循环油因裂解困难，在焦化装置的主要设备加热炉、焦炭塔和分馏塔之间反复循环，导致装置有效负荷利用率低，加工量减少；能耗较高，加热炉燃料消耗高出约20％。

近些年来，国内焦化装置进行了一系列的技术改进，但低循环比工艺是该装置多年努力而未能实现的目标。而国外炼油厂焦化装置早已采用循环比为0.05～0.1的低循环比工艺。低循环比或零循环比工艺，就是全部重蜡油或大部分重蜡油不返回焦化加工而进入催化和加氢裂化等下游装置加工，这是最经济的方法。由此，国内外焦化装置都遇到了同样一个棘手的问题：重蜡油质量较差，下游装置难以加工。重蜡油的成分由沥青质、胶质、芳烃、烷烃和其它杂质如焦粉等组成，其氮化物含量较高，其中芳烃和烷烃含量约95％，是下游装置较好的原料。沥青质、胶质含量虽然较少，焦粉和氮化物含量更少，但其对产品质量的危害很大。沥青质和胶质是生成焦炭的主要成分，在催化和加氢裂化等装置加工时，容易使催化剂结焦丧失活性；芳烃难以裂解，在催化装置的反应-再生系统之间反复循环，造成设备资源的浪费。芳烃虽然说不是催化装置较好的原料，但芳烃却是加氢裂化装置较好的原料；碱性氮化物易造成催化装置的催化剂永久性中毒，但不会造成加氢裂化装置的催化剂中毒。因此，国内外炼厂纷纷设法将沥青质和胶质、芳烃、烷烃与其它杂质如焦粉等加以分离，然后分别合理利用。其分离方法的好坏也就成为实现焦化装置低循环比或零循环比工艺的关键。目前已知的分离方法可分为两类：

第一类：溶剂精制或溶剂抽提。例如：USP4534854及CN1176287A：该方法的优点是分离效果好，但缺点是要新建一套溶剂精制装置或溶剂抽提装置，其投资较高。

第二类：采用机械分离的方法。如USP5645711，是将重蜡油过滤除去其中的焦粉。但因不能除去其中的沥青质和胶质，其重蜡油的质量依然较差；再如国内专利ZL011342730，将重蜡油进行旋风分离和洗涤。该方法虽然能除去部分焦粉和沥青质，但对大部分处于微沫状态和分子状态的沥青质以及微沫状态的焦粉等物质却不能除去，更不能除去生焦量较高的胶质，其重蜡油产品质量可能稍好，但不能与溶剂精制或溶剂抽提后的重蜡产品质量相比。该专利是受到催化汽相产品旋风分离催化剂的启发而开发出来的。但催化反应油气与焦化反应油气不同：后者携带沥青质、胶质量大。在420-460℃的高温条件下，沥青质等焦化泡沫层很容易粘在旋风分离器壁上结焦，这可能是该专利技术在国内焦化装置上难以推广的原因之一。

综上所述，可得出以下观点：

1、重蜡油要作为下游装置的原料，应采用精制或机械分离的方法除去其中沥青质、胶质、焦粉和部分氮化物。

2、精制和机械分离两类方法如不考虑投资成本因素，以溶剂精制或溶剂抽提的方法较好。

3、如要采用溶剂精制或抽提的方法就必须解决投资成本较大的问题。

目前国外焦化重蜡油溶剂脱沥青工艺主要有一段抽提法和二段抽提法。

二段溶剂抽提将原料分成三个产品：

第一种产品：脱沥青油，氮化物含量较低，蜡油中的大部分烷烃和少量的芳烃在这个组分中。由于该组分是以烷烃为主，是较好的催化原料，因此可送到催化装置去加工。

第二种产品：胶质，该组分以芳烃为主。因此是环烷基蜡油，裂解性能较差。对于有加氢裂化的炼厂，因胶质是以芳烃为主，是较好的加氢裂化原料，因此该产品可以去加氢裂化作原料。另外，也可以作为导热油等其它产品的生产原料。

第三种产品：脱油沥青，其主要成分是沥青质和部分较重的胶质，其生焦率很高，氮化物含量也高，它既不适合作为催化加氢裂化原料，也不适合作为焦化循环油。但其产量较少，可以作为道路沥青产品的调和组分，或用于调和燃料油。

一段溶剂抽提工艺将蜡油分成二个产品组分：脱沥青油和脱油沥青。

溶剂脱沥青装置设备主要由三大部分组成：加热炉、抽提塔和溶剂回收系统，其中，投资最大的是加热炉。对于二段抽提法需要三台加热炉：脱沥青油加热炉、胶质加热炉和脱油沥青加热炉。一段抽提法则需要两台加热炉：脱沥青油加热炉和脱油沥青加热炉。

用溶剂抽提的方法能将少量有害成份从焦化蜡油中分离出去，变害为宝，剩下的绝大部分油品就是质量较好的焦化蜡油。将该油品中的沥青质、胶质、部分重芳烃和焦粉分离出去做其它原料。由于碱性氮化物在沥青质、胶质中的含量较高，因此，在分离沥青质和胶质的同时，也将碱性氮化物大部分离了出去。余下的焦化重蜡油就变成了石蜡基或中间基蜡油，这是催化装置较好的原料。

重蜡油进入溶剂脱沥青装置加工之后，焦化装置自然也就实现了低循环比操作。但是新建一套溶剂脱沥青装置需要较大的投资，尤其是加热炉因为采用明火燃烧，考虑到生产安全的要求，需要远离其它设备放置，因此其占地面积较大；同时，溶剂脱沥青装置中所使用的2-3台加热炉还需要远离焦化装置的其它设备摆放，这样在场地上必须要拉开很大的距离。同时，还需要为溶剂脱沥青装置新建一整套的外部辅助供给系统，这些外部辅助供给系统包括油系统、蒸汽系统、电力系统、水系统、风系统以及厂房，操作室和控制仪表等等，投资非常大。某炼厂97年新建一套60万吨/年溶剂脱沥青装置及相关的外部辅助供给系统配套工程投资约1.3亿元。由于投资太大的原因，所以目前为止，国内炼油厂的焦化装置仍旧采用常规循环比工艺操作。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状，提供一种不使用加热炉的用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺。

本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状提供一种不需要另外建设厂房和外部辅助供给系统设施的用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该用于降低焦化装置循环比的重蜡油溶剂脱沥青工艺，包括下述步骤：

将焦化装置的焦化重蜡油增压后与溶剂混合，送入抽提器，在抽提器内经溶剂抽提后，焦化重蜡油分成两相：即从抽提器的顶部排出的含有脱沥青油、胶质和大部分溶剂的一段抽提液和从抽提器下部排出的含有脱油沥青和少量溶剂的一段抽余液；

其中，所述的一段抽提液进入换热器与溶剂换热后进入胶质沉降器，在胶质沉降器内，一段抽提液被分离成含有脱沥青油和大部分溶剂的较轻的二段抽提液和较重的含少量溶剂的胶质；

其中，所述的二段抽提液从胶质沉降器的顶部排出去，增压后进入第三换热器，与从第二换热器过来的热蜡油换热，换热后的二段抽提液进入产品溶剂分离系统进行脱沥青油和溶剂的分离，分离后的脱沥青油进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统；

所述的含溶剂胶质从胶质沉降器底部进入第二换热器，与从第一换热器过来的热蜡油换热；从第二换热器出来的含溶剂胶质进入产品溶剂分离系统进行胶质和溶剂的分离，分离后的胶质作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统；

所述的一段抽余液进入第一换热器，与从焦化装置来的热蜡油换热后进入产品溶剂分离系统进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统。

上述为溶剂脱沥青的二段抽提工艺。

或者，从焦化装置来的焦化重蜡油增压后与溶剂混合进入抽提器，在抽提器内焦化重蜡油经溶剂抽提后分成两相：即从抽提器顶部管线排出的含有脱沥青油和大部分溶剂的抽提液以及从抽提器下部排出的含少量溶剂的脱油沥青；其中，所述的抽提液与溶剂换热后，经增压泵增压后进入第二换热器，与从第一换热器过来的热蜡油换热；从第二换热器出来的抽提液进入产品溶剂分离系统进行脱沥青油和溶剂的分离；分离后的脱沥青油作为产品进入出装置系统，溶剂进入溶剂回收系统；

所述含少量溶剂的脱油沥青进入第一换热器，与从焦化装置来的热蜡油换热后进入产品溶剂分离系统进行脱油沥青和溶剂的分离；分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统，溶剂进入溶剂回收系统。

上述为溶剂脱沥青的一段抽提工艺。

或者，

将焦化装置的焦化重蜡油经原料泵增压后与溶剂混合，进入抽提器，在抽提器内经溶剂抽提后，焦化重蜡油分成两相：即从抽提器的顶部排出的含有脱沥青油、胶质和大部分溶剂的一段抽提液和从抽提器下部排出的含有脱油沥青和少部分溶剂的一段抽余液；

其中，所述的一段抽提液进入换热器与溶剂换热后进入胶质沉降器，在胶质沉降器内，一段抽提液被分离成含有脱沥青油和大部分溶剂的较轻的二段抽提液和较重的含少量溶剂的胶质；

其中，所述的二段抽提液从胶质沉降器的顶部管线排出去，增压后进入焦化装置加热炉对流管进行加热，加热后送入产品溶剂分离系统进行脱沥青油和溶剂的分离，分离后的脱沥青油作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统；

所述的含溶剂胶质从胶质沉降器底部排出进入焦化装置加热炉对流管加热，加热后进入产品溶剂分离系统进行胶质和溶剂的分离，分离后的胶质作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统；

所述的一段抽余液送回焦化装置的加热炉对流管加热，加热后送入产品、溶剂分离系统进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统。

上述为溶剂脱沥青的二段抽提工艺。

或者，

从焦化装置来的焦化重蜡油增压后与溶剂混合进入抽提器，在抽提器内焦化重蜡油经溶剂抽提后分成两相：即从抽提器顶部管线排出的含有脱沥青油和大部分溶剂的抽提液以及从抽提器下部排出的含少量溶剂的脱油沥青；

其中，所述的抽提液与溶剂换热、增压后送回焦化装置的加热炉对流管进行加热，加热后送入产品溶剂分离系统进行脱沥青油和溶剂的分离；分离后的脱沥青油作为产品进入出装置系统，溶剂进入溶剂回收系统；

所述的含溶剂脱油沥青送入焦化装置的加热炉对流管进行加热后，送入产品溶剂分离系统进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统；溶剂进入溶剂回收系统。

上述为溶剂脱沥青的一段抽提工艺。

上述方案中，所述的抽提器、产品溶剂分离系统和产品出装置系统均可设置在焦化装置设备之间的空地上，所述的换热器可以与焦化装置的换热器叠放在一起。

另外，工艺中所必须使用的外部辅助供给系统设施可以共用所述焦化装置或催化装置原有的外部辅助供给系统设施；所述的外部辅助供给系统设施包括油系统、蒸汽系统、电力系统、水系统、风系统以及厂房，操作室和控制仪表。

所述的油系统包括原料供应、产品出装置和污油的排放；所述的蒸汽系统包括系统蒸汽管网和装置内部蒸汽管网；所述的电力系统包括变电所、变压器和装置内外电网；所述的水系统包括循环水管网、净化水管网、污水排放管网；所述的风系统包括仪表风和工业用风。

为了降低溶剂脱沥青装置投资，本申请采用了二项大的技术创新的方法：

1、取消加热炉有两种方式：

①利用热联合的方法省去加热炉

溶剂脱沥青装置使用加热炉，其加热炉出口温度较低，约230-320℃，而焦化装置的蜡油和催化装置的油浆中段回流的温度约350-380℃。因此，可采用热联合的方法取代加热炉，即将焦化装置中的热蜡油或催化装置中的油浆分别与脱沥青油、胶质和脱油沥青换热，即用换热器来取代加热炉。

②将焦化装置加热炉对流室中对流管的一小部分改造为溶剂脱沥青装置的加热炉，即本申请溶剂脱沥青装置共用焦化装置的加热炉对流室。

两炉四塔(或三炉六塔)的焦化装置有两台(或三台)大型管式加热炉，该炉由辐射室和对流室组成。在焦化装置实现了低循环比操作后，其加热炉的有效热负荷下降了30％左右，对流室内的对流管的传热面积大有富裕。由于溶剂脱沥青装置加热炉出口温度较低，约230-320℃，加热炉负荷较小，因此，可将焦化装置加热炉对流管的一小部分改造为用于溶剂脱沥青装置中脱沥青油、胶质和脱油沥青的加热。以此来达到取消加热炉，节省溶剂脱沥青装置加热炉投资的目的。

省去加热炉有三大好处：

一、节省投资。上述第②种方法全部节省了溶剂脱沥青装置中加热炉的投资；而上述第①种方法用换热器取代加热炉，由于换热器投资仅为加热炉投资的10％左右，因此可节省投资90％左右；

二、减少装置的占地面积。由于加热炉是使用明火的设备，与其它设备之间必须保持15-20米的安全距离。用换热器取代加热炉后，可将该换热器与焦化装置中的换热器叠放在一起，就这样一项措施，溶剂脱沥青装置的占地面积可减少40-50％。

三、节约能耗。加热炉热效率通常为85％，而换热器热效率可达97％左右。因此用换热器来取代加热炉，可节约能耗80％。溶剂脱沥青装置能耗节省70％。

四、安全。无加热炉就无明火加热的后顾之忧。

2、将新建的溶剂脱沥青装置寄生于炼厂焦化装置或催化装置内。利用这种寄生关系，又可从两个方面来降低装置投资：

①省去外部辅助供给系统和部分相关设施，达到降低投资，减少溶剂脱沥青装置占地面积的目的。

此前，国内外炼厂新建的溶剂脱沥青装置都是一个独立的生产车间，必须新建一套相关的配套工程，即装置的辅助供给系统设施，主要有油系统、蒸汽系统、电力系统、水系统、风系统以及厂房，操作室和控制仪表等。如将新建的溶剂脱沥青装置寄生于焦化装置或催化装置内，把溶剂脱沥青装置作为焦化装置或催化装置内的一个生产单元，由焦化装置或催化装置来满足其辅助供给系统和部分相关设施的功能需求。这样，上述辅助供给系统和部分相关设施就全部可以省去，达到降低溶剂脱沥青装置投资，减少总体占地面积的双重功效。

能够将溶剂脱沥青装置寄生于焦化装置或催化装置内，从技术上讲有以下原因：

①与焦化装置或催化装置相比较，溶剂脱沥青装置规模较小，不仅设备小，且设备数量和占地面积仅为焦化装置的1/3至1/4。

②溶剂脱沥青装置的设备主要由2或3台加热炉、1台抽提器和较小的诸如塔、换热器和泵等设施构成的溶剂回收系统等组成。因为加热炉是使用明火的设备，与其它设备必须距离15-20米的安全距离；同时由于加热炉的存在，使溶剂脱沥青装置不可能寄生于焦化装置内。而本申请去掉了加热炉，溶剂脱沥青装置占地面积就降低了40-50％；同时，可将溶剂脱沥青装置中的换热器与焦化装置中小的换热器叠放在一起，除了抽提器外的其它设备均可见缝插针地安装于焦化装置塔、器之间的空地上。

许多炼厂有2-3套焦化装置，这几套焦化可合建一套较大的溶剂脱沥青装置。与每套焦化装置各建一套较小的溶剂脱沥青装置相比较，此方法又可节省投资。

与新建一套独立的溶剂脱沥青装置相比较，上述措施可省去溶剂脱沥青装置总投资的40-50％；占地面积减少90-100％；能耗下降70％左右。

附图说明

图1为本发明实施例1的工艺流程示意图；

图2为本发明实施例2的工艺流程示意图；

图3为本发明实施例3的工艺流程示意图；

图4为本发明实施例4的工艺流程示意图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

实施例1

本实施例为热联合法二段抽提工艺，如图1所示。

(1)、炼厂第一、二、三套焦化装置的重蜡油合流后，经管线4进入寄生在焦化装置内的溶剂脱沥青装置的原料缓冲罐5，再流经管线6进入原料泵7，增压后与溶剂混合，温度为152℃左右，经管线8进入抽提器10经溶剂抽提后，重蜡油被分成两相：从抽提器10顶部管线9排出的是含有脱沥青油、胶质和大部分溶剂的一段抽提液；从抽提器下部管线11排出的是脱油沥青和含有少量溶剂的抽余液。

(2)、一段抽提液经换热器与溶剂换热后进入胶质沉降器12内被分成两相：含有脱沥青油和大部溶剂的较轻的二段抽提液，从胶质沉降器12顶部管线13排出进入增压泵14，增压后经管线15进入第三换热器16，与从第二换热器18过来的热蜡油换热，换热后二段抽提液的温度升至230-240℃。

从第三换热器16出来的二段抽提液进入产品溶剂分离系统21，将脱沥青油和溶剂的分离，分离后的脱沥青油作为产品进入出装置系统23，溶剂进入溶剂回收系统22。含溶剂胶质从沉降器底部管线17排出进入第二换热器18，同从第一换热器19过来的热蜡油换热后，换热后的含溶剂胶质温度升至230-240℃。

之后，含溶剂胶质进入产品溶剂分离系统27进行胶质和溶剂的分离：胶质作为产品进入出装置系统28；溶剂进入溶剂回收系统26。

(3)、从抽提器10底部出来的是含溶剂脱油沥青，经管线11进入第一换热器19，与从第二套焦化装置来的约360℃的热蜡油换热，使含溶剂脱油沥青温度升至320℃左右。

之后，进入产品溶剂分离系统29进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统31，溶剂进入溶剂回收系统22。

如图1，第一换热器19、第二换热器18和第三换热器16的热源流程说明如下：

第二套焦化装置蜡油泵33出口360℃蜡油送去第一换热器19与进入第一换热器的150℃左右的含溶剂脱油沥青换热后，温度降至330℃左右，再进入第二换热器18同180℃含溶剂胶质换热，之后出第二换热器18温度降至300℃左右，再进入第三换热器16，同进入该换热器的含大量溶剂的180℃左右的脱沥青油换热，之后出换热器16，温度降至230℃左右返回焦化装置。

本实施例中的溶剂脱沥青工艺中所使用的外部辅助供给系统设施共用焦化装置或催化装置原有的外部辅助供给系统，这些外部辅助供给系统设施包括油系统、蒸汽系统、电力系统、水系统、风系统以及厂房，操作室和控制仪表。其中，油系统包括原料、产品进出、燃料和瓦斯的供应、污油和瓦斯的排放，蒸汽系统包括系统蒸汽管网和装置内部蒸汽管网，电力系统包括变电所、变压器和装置内外电网，水系统包括循环水管网、净化水管网、污水排放管网，所述的风系统包括仪表风和工业用风。

实施例2

本实施例为共用焦化装置加热炉的二段抽提工艺。

(1)、炼厂第一、二、三套焦化装置的重蜡油合流后，经管线4进入寄生在焦化装置内的溶剂脱沥青装置的原料缓冲罐5，再流经管线6进入原料泵7，增压后与溶剂混合，此时温度为152℃左右，经管线8进入抽提器10经溶剂抽提后，重蜡油被分成两相：从抽提器10顶部管线9排出的是含有脱沥青油、胶质和大部分溶剂的一段抽提液；从抽提器下部管线11排出的是脱油沥青和含有少量溶剂的抽余液。

(2)、一段抽提液经换热器与溶剂换热后进入胶质沉降器12内被分成两相：含有脱沥青油和大部溶剂的较轻的二段抽提液，从胶质沉降器12顶部管线13排出进入增压泵14，增压后经管线15进入第二套焦化装置加热炉对流室之一的第三对流室上部16加热，加热之后二段抽提液的温度升至230-240℃。

从加热炉第三对流室上部16出来的二段抽提液进入产品溶剂分离系统21，将脱沥青油和溶剂的分离，分离后的脱沥青油作为产品进入出装置系统23，溶剂进入溶剂回收系统22。含溶剂胶质从沉降器底部管线17排出进入第二套焦化装置加热炉第二对流室上部18加热，加热之后二段抽提液的温度升至250-260℃。

之后，含溶剂胶质进入产品溶剂分离系统27进行胶质和溶剂的分离：胶质作为产品进入出装置系统28；溶剂进入溶剂回收系统26。

(3)、从抽提器10底部出来的是含溶剂脱油沥青，经管线11进入第二套焦化装置加热炉对流室之一的第一对流室上部19加热，加热之后二段抽提液的温度升至320℃左右。

之后，进入产品溶剂分离系统29进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统31，溶剂进入溶剂回收系统22。

如图2，第一对流室19、第二对流室18和第三对流室16的加热流程说明如下：

本实施例中的焦化装置有3台管式加热炉，每台加热炉有二个对流室，3台加热炉共有6个对流室，将其中三个对流室上部的一小部分分别改做溶剂脱油沥青装置的三台加热炉，即用于对二段抽提液加热的第三对流室、用于对含溶剂胶质加热的第二对流室和用于对含溶剂脱油沥青加热的第一对流室，即溶剂脱油沥青装置和焦化装置共用一个加热炉。

焦化装置加热炉对流室内改做溶剂脱油沥青装置加热炉的结构示意图见图2。图2中33为焦化装置加热炉对流室，34为焦化装置加热炉辐射室，32为加热炉烟囱；15、17和11分别为二段抽提液、含溶剂胶质和含溶剂脱油沥青进对流室内对流管的入口管线；1、2、3分别为二段抽提液、含溶剂胶质和含溶剂脱油沥青出对流室内对流管的出口管线；35、36为焦化装置原料进、出加热炉对流室的管线。原有技术中320℃左右的焦化装置原料是从管线15进、从管线35出。

其余部分与实施例1相同。

实施例3

本实施例为热联合法一段抽提工艺，如图3所示。

(1)、炼厂第一、二、三套焦化装置的重蜡油合流后，经管线4进入寄生在焦化装置内的溶剂脱沥青装置的原料缓冲罐5，再流经管线6进入原料泵7，增压后与溶剂混合，此时温度为152℃左右，经管线8进入抽提器10经溶剂抽提后，重蜡油被分成两相：从抽提器10顶部管线9排出的是含有脱沥青油和大部分溶剂的一段抽提液；从抽提器下部管线11排出的是脱油沥青和含有少量溶剂的抽余液。

(2)、一段抽提液经换热器与溶剂换热后进入增压泵14，增压后经管线15进入第一换热器16，与从第二换热器18过来的热蜡油换热，换热后二段抽提液的温度升至230-240℃。

(3)、从抽提器10底部出来的是含溶剂脱油沥青，经管线11进入第三换热器19，与从第二套焦化装置来的约360℃的热蜡油换热，使含溶剂脱油沥青温度升至320℃左右。

之后，进入产品溶剂分离系统29进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统31，溶剂进入溶剂回收系统22。

如图3所示，第一换热器19、第五换热器18的热源流程说明如下：

第二套焦化装置重蜡油泵33出口360℃左右重蜡油送去第四换热器19与进入第三换热器的150℃左右的含溶剂脱油沥青换热后，温度降至330℃左右，再进入第一换热器16，同进入该换热器的含大量溶剂的180℃脱沥青油换热，之后出换热器16，温度降至250℃左右返回焦化装置。

其余部分与实施例1相同。

实施例4

本实施例为本溶剂脱沥青装置共用焦化装置的加热炉，如图4所示：

(1)、炼厂第一、二、三套焦化装置的重蜡油合流后，经管线4进入寄生在焦化装置内的溶剂脱沥青装置的原料缓冲罐5，再流经管线6进入原料泵7，增压后与溶剂混合，此时温度为152℃左右，经管线8进入抽提器10经溶剂抽提后，重蜡油被分成两相：从抽提器10顶部管线9排出的是含有脱沥青油和大部分溶剂的一段抽提液；从抽提器下部管线11排出的是脱油沥青和含有少量溶剂的抽余液。

(2)、一段抽提液经管线15进入第二套焦化装置的加热炉对流室之一的第五对流室上部加热，加热之后一段抽提液的温度升至230-240℃。

从加热炉对流室出来的一段抽提液进入产品溶剂分离系统21，将脱沥青油和溶剂的分离，分离后的脱沥青油作为产品送出装置23，溶剂进入溶剂回收系统22。

(3)、从抽提器10底部出来的是含溶剂脱油沥青，经管线11进入套焦化装置的加热炉对流室之一的第四对流室19上部加热，加热之后抽余液的温度升至320℃左右。

之后，进入产品溶剂分离系统29进行脱油沥青和溶剂的分离，分离后的脱油沥青作为产品进入出装置系统31，溶剂进入溶剂回收系统22。

如图4，第四对流室19和第五对流室16的加热流程说明如下：

焦化装置通常有2-3台加热炉，每台加热炉有4-6个对流室，将其中的二个对流室即第四、第五对流室上部分别改做溶剂脱油沥青装置的加热炉，分别用于对抽提液和含溶剂脱油沥青加热。

如图2，第一对流室19、第二对流室18和第三对流室16的加热流程说明如下：

焦化装置有2-3台大小和结构完全一样的管式加热炉，每台加热炉有二个对流室，2-3台加热炉共有4-6个对流室，将其中的二个对流室，分别为第四、第五对流室上部的一小部分分别改做溶剂脱油沥青装置的二台加热炉，即用于一段抽提液加热炉和含溶剂脱油沥青的加热炉，分别对一段抽提液和含溶剂脱油沥青加热。这样溶剂脱油沥青装置和焦化装置共用一个加热炉40。焦化装置加热炉40对流室内改做溶剂脱油沥青装置加热炉的结构示意图见图2。图2中33为焦化装置加热炉对流室，34为焦化装置加热炉辐射室；32为加热炉烟囱；15为一段抽提液、11为含溶剂脱油沥青进对流室内对流管的入口管线；1、3分别为一段抽提液和含溶剂脱油沥青出对流室内对流管的出口管线；35、36为焦化装置原料进出加热炉对流室的管线。在现有的溶剂脱沥青工艺中，焦化装置原料是从管线15进、从管线36出。

其余部分与实施例1相同。