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1、10申请公布号CN104178205A43申请公布日20141203CN104178205A21申请号201410345187922申请日20140718C10G21/2820060171申请人中国石油化工股份有限公司地址北京市朝阳区朝阳门北大街22号72发明人李明玉冯志强孙绪江李保军郭灵通刘建忠张丽梅时宝琦于涛周利军杨长喜74专利代理机构天津市北洋有限责任专利代理事务所12201代理人王丽54发明名称降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用方法57摘要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。
2、砜藏量的06引入净化单元A，环丁砜以4060，体积空速1590H1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5060提高到6070，色度从60降到20，氯离子含量从57MG/KG降到1MG/KG左右，环丁砜品质更好，系统的运行费用更低。51INTCL权利要求书1页说明书9页附图2页19中华人民共和国国家知识产权局12发明专利申请权利要求书1页说明书9页附图2页10申请公布号CN104178205ACN104178205A1/1页21一种降低芳。
3、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塔净化单元A，经阴离子交换塔净化单元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1。
4、2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。
5、06，优选13。5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，优选大孔弱碱型阴离子交换树脂。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4060进入树脂交换塔15，优选4045进入树脂交换塔15。7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1590H1，优选3060H。
6、1。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。9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5060升高到6070，氯离子降低到1MG/KG左右，色度从60降到20。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。
7、系统停运，降低了环丁砜抽提系统的运行成本。权利要求书CN104178205A1/9页3降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置及应用方法技术领域0001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0002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C6C7组分作为抽提原料，经抽提系统加工处理。
8、，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。
9、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C6C7芳烃，进入下游BT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。0003在现有的芳烃抽提装置。
10、中，环丁砜回收塔7的塔底操作温度174180，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174180，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44106，游离氧为34106，这股料送到抽提装置后，回收塔顶受槽水的PH值迅速从97降至45，环丁砜溶剂的颜色也明显变暗。
11、，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。0004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，脱庚烷说明书CN104178205A2/9页4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。
12、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510MG/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。0005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。0006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。0007。
13、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1030的3A或5A分子筛、中部装填5070强碱树脂、下部装填520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。0008CN1230545A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03MPA，馏出温度150180。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。C。
14、N1861594A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。0009CN1634917A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。0010CN2012102230136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。
15、蚀率达到815，环丁砜装置高温换热器达到23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0011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。
16、说明书CN104178205A3/9页5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06引入净化单元A，环丁砜在4060，体积空速1590H1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5060提高到6070，色度从60降到20，氯离子含量从57MG/KG降到1MG/KG左右，环丁砜品质更好，系统的运行费用更低。0012本发明的技术方案如下0013降低芳。
17、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。
18、塔1的环丁砜进料口之间的任一位置上。0014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。0015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06，优选13。0016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。
19、量低于15MG/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。0017当环丁砜贫溶剂品质一般时，氯含量在1550MG/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13，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。0018当环丁砜品质较差时，氯含量高于50MG/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46，以便快速净化，迅速改善抽提系统环丁砜抽提溶剂的品质。0019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。
20、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2540CM的2040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。0020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4045，进入树脂交换塔说明书CN104178205A4/9页615。0021环丁砜贫溶剂以体积空速1590H1，优选3060H1通过树脂交换塔15。0022溶剂过滤器13的过滤精度在2040M。0023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。
21、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。0024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57MG/KG降到1MG/KG以下，PH值从5060提高到60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。，0025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，。
22、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57MG/KG降到1MG/KG以下，PH值从5060升高到60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0026图1为降低芳烃抽提系统运行成本的工业装置示意图，0027图2为原芳烃抽提系统的装置示意图。0028图3为阴离子交换树脂塔净化单元A装置示意图。0029图中1抽。
23、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0030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。
24、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。0031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，其它工艺过说明书CN104178205A5/9页7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。
25、、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。0032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。0033实施。
26、例10034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15H1，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523，CL含量49MG/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。0035实施例20036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90H1，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43，CL含量79MG/KG，对流。
27、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。0037实施例30038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45H1，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393，CL含量69MG/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。0039实施例40040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60H1，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。
28、的温度45。进入树脂交换塔的环丁砜贫溶剂PH值563，CL含量15MG/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。0041实施例50042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75H1，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458，CL含量59MG/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。0043实施例60044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30H1，进入阴离子说明书CN1。
29、04178205A6/9页8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533，CL含量38MG/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。0045表1阴离子交换再生系统净化环丁砜效果004600470048实施例70049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。0050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。
30、丁砜指标0051树脂塔净化系统投用时间，月PH氯含量，MG/KG色度0567239160165814331566809825265910120说明书CN104178205A7/9页925732112203700105206685122012665115201868102202467809820306651252036656123200052实施例80053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。0054表3阴离子树脂塔净化单元操作费用情况0055树脂费用，万元/年64运行成本，万元/年46合计，万元/年1100056对比例1。
31、0057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。0058表4减压再生塔净化环丁砜效果005900600061对比例20062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。0063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说明书CN104178205A8/9页10砜指标0064投用时间，月PH氯含量，MG/KG色度0548055260140656260154。
32、955126025239216025580558603552732600065对比例30066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。0067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0068再生蒸汽，万元/年100真空系统，万元/年20合计270250069对比例40070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。
33、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。0071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00720073说明书CN104178205A109/9页110074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27025万元/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25925万元/年。说明书CN104178205A111/2页12图1图2说明书附图CN104178205A122/2页13图3说明书附图CN104178205A13。