CN103484159B - 一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法及处理系统。该方法包括煤焦油过滤除渣、脱水塔脱水处理、减压塔深拔等工艺；可将减压塔顶部抽出的轻油与减压塔侧线抽出的柴油馏分混合送入固定床反应器进行加氢裂化处理。也可将减压塔顶部抽出的轻油送入固定床反应器进行加氢裂化处理，侧线抽出的柴油馏分送入提酚装置作为提取酚类物质的原料。将减压塔侧线抽出的蜡油馏分送入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料。对减压塔塔底抽出的重油进行过滤，滤液送入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料，滤渣送入造粒装置进行造粒。本发明还提供了一种适用于上述方法的煤焦油的处理系统。

Description

一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法，属于煤化工与石油化工技术领域。

背景技术

[0002] 煤焦油是煤热解制焦炭的副产品，在煤炭生产中占有一定的份额。当前，中国年产焦油约为900万吨，然而实际加工能力仅为300万吨。由于焦炭下游化工产业落后技术的制约，数量庞大的煤焦油难以有效利用。

[0003] 煤焦油的传统加工方法以物理分离、提取单组分或窄组分产品为目标，从煤焦油中提炼洗油、轻油、蒽油、工业萘、粗酚及劣质沥青。由于煤焦油组分复杂，高附加值组分含量低，含量高的低附加值组分难以利用，常规提炼工艺不可避免的存在流程复杂、设备多、能耗高、二次污染严重、经济效益差等许多技术缺点。由于缺乏一套合适的加工方案，造成煤焦油只能简单的直接利用或废弃，既降低了资源价值又严重污染了环境。

[0004] 悬浮床加氢裂化工艺技术起源于1913年德国Bergius-Pier煤液化技术，该技术早在上世纪二十年代就已在德国实现了工业化应用。1927-1943年期间，使用该技术在德国建造并成功运行12套煤直接液化装置。采用该技术生产高品质清洁燃料，实现煤焦油资源的增值利用，经济效益良好。悬浮床加氢悬浮床加氢裂化技术，含液相加氢处理(LPH)和气相加氢处理(GPH)两个过程。其原理为:

[0005] ( I)原料与添加剂和氢气混合后进入悬浮床反应器，发生热裂化反应，并在高压临氢状态下加氢饱和，其中，进料中残炭、胶质、沥青质在特定的添加剂作用下发生热裂化和加氢饱和的过程，基本没有焦炭的产生。

[0006] (2)悬浮床热裂化的产物进入热高压分离器中分离，清洁的气体产物去固定床反应器在进一步加氢裂化和加氢精制，生产出优质的石脑油和轻柴油；分离出的固体物质主要是焦炭，可造粒当沥青或燃煤使用。

[0007]目前，现有的悬浮床装置加氢技术流程(如图1所示)是:全馏分煤焦油经高压进料泵升压后，与添加剂、氢气混合，通过两台高压换热器、一台反应进料加热炉加热至一定温度，进入悬浮床加氢反应器。悬浮床反应器反应产物在热高压分离器内分离，气相进固定床反应器，液相(含固体颗粒)进减压蒸馏系统。在固定床反应器中发生裂化精制反应，经后续分离之后，生产出合格产品。在这个流程中，煤焦油全馏分直接进入悬浮床加氢装置。根据煤焦油的试验研宄报告，煤焦油轻端馏分(馏程为170-230°C )可提出酚类化合物，全部进入悬浮床加氢装置，则煤焦油综合利用率差。轻油直接进入悬浮床加氢反应器，增加了悬浮床加氢反应器的负荷，同时轻油裂解成干气，降低了产品液收率。煤焦油中固体含量多，没有经过合理的脱渣工序直接进入悬浮床加氢装置，原料苛刻度高。

发明内容

[0008] 为解决上述技术问题，本发明的目的在于提供一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法，通过对煤焦油进行过滤、脱水、减压深拔处理等预处理，对各种组分分别进行处理，从而使煤焦油的综合利用的产品多样化，更加适应市场的需求。

[0009] 本发明的目的还在于提供一种能够适用于上述煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法的处理系统。

[0010] 为达到上述目的，本发明提供了一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法，其是一种对煤焦油进行处理的方法。该方法包括以下步骤:

[0011] 对煤焦油进行过滤除渣除去粒径在25微米以上的颗粒，再送入脱水塔进行脱水处理，然后送入减压塔进行深拔处理；

[0012] 将减压塔顶部抽出的轻油与减压塔侧线抽出的柴油馏分混合，然后送入固定床反应器进行加氢裂化处理，或者将减压塔顶部抽出的轻油送入固定床反应器进行加氢裂化处理，将减压塔侧线抽出的柴油馏分直接送入提酚装置作为提取酚类物质的原料；

[0013] 将减压塔侧线抽出的蜡油馏分送入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料；

[0014] 对减压塔底部抽出的重油进行过滤除去粒径在25微米以上的颗粒，滤液送入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料，滤渣送入造粒装置进行造粒。

[0015] 本发明提供的上述方法主要包括进料过滤部分、脱水部分和减压深拔部分，来自罐区的煤焦油经过过滤除渣、脱水后进入减压塔深拔。

[0016] 在减压塔中，减压渣油切割点在565°C以上，减压塔顶部抽出的油送去固定床反应器，减压塔侧线分两线抽出，减压塔侧线(减一线)抽出的柴油馏分直接进入固定床反应器进行加氢裂化反应，减压塔侧线(减二线)抽出的蜡油馏分与减压塔底部的渣油过滤后得到的滤液混合作为悬浮床加氢裂化装置热裂化反应的原料。

[0017] 根据本发明的具体实施方案，在上述过程中，煤焦油原料升压后经过过滤器脱渣，过滤后的煤焦油经换热进入脱水塔脱水，脱水煤焦油经换热、加热炉加热之后进入减压塔进行深拔。减压塔抽出的轻油与减一线抽出的馏分混合，送入固定床反应器进行加氢裂化处理。由于减一线抽出的馏分中酚含量高，可将减压塔侧线抽出的柴油馏分送入提酚装置作为提取酚类物质的原料。减二线抽出的馏分可以作为悬浮床加氢裂化装置的原料。塔底抽出的重油含有固体颗粒，经过滤后，滤渣可以与悬浮床加氢裂化装置减压塔油渣混合进造粒单元，滤液可以作为悬浮床加氢裂化装置的原料。

[0018] 举例而言，中低温煤焦油原料的含渣率约为2.29wt%、含水率约为8.14wt%，在罐区静置脱水后含水率可以下降到2-4wt%，即进入原料油缓冲罐的煤焦油的含水率为2-4wt%。静置脱水后的煤焦油送入原料油缓冲罐。

[0019] 在本发明的上述方法中，优选地，在进行过滤除渣之前，煤焦油先被加压至

1.4MPaG以上。该加压处理可以通过煤焦油泵实现。

[0020] 焦油脱水可减少蒸馏系统的热负荷，增加设备生产能力，降低系统阻力降。目前广泛采用的焦油脱水是在管式炉对流段及一次蒸发器内进行，含水焦油在管式炉对流段中加热至120-130°C，进入一次蒸发器内闪蒸脱水。本发明则是采用轻油共沸连续脱水的方法:优选地，在脱水处理中，经过过滤的煤焦油被加热至130°C然后进入脱水塔，煤焦油中的水和轻油形成共沸混合物从脱水塔的塔顶逸出，经冷凝冷却后进行分离，含酚废水进污水处理单元，轻油部分回流至脱水塔内，部分送入固定床反应器进行加氢裂化处理。经过本发明的脱水处理，可将煤焦油中的含水率降低至约0.1-0.2wt%。

[0021] 在上述方法中，优选地，煤焦油在脱水处理之后、进入减压塔之前先进行换热，然后在煤焦油进料加热炉中加热到390°C之后进入减压塔。

[0022] 本发明中，塔顶采用“两级喷射器+水环真空泵”系统抽真空。塔顶操作压力为2kPa，采用高效低压降的规整填料、“干式”减压蒸馏技术可以大幅降低装置能耗。

[0023] 在上述方法中，减压塔采用干式减压深拔技术，减压塔和煤焦油进料炉内不注入水蒸汽，优选地，减压塔设置三级抽真空设备，该三级抽真空设备包括两级喷射器和水环真空泵，减压塔塔顶的真空度为2kPa。减压塔可以采用高处理能力、低压降的规整填料(例如Sulzer公司的MelIapakplus)，在较低的操作压力、操作温度下，获得较高的产品拔出率。尽管不吹蒸汽，使得馏程与减压蜡油相当的产品质量较差，但对于本发明提供的煤焦油的处理方法而言，重油将进入悬浮床反应器进行进一步的加氢裂化加工，因此对最终的产品质量并不会产生影响。

[0024] 在减压塔的处理过程中，原料煤焦油分段抽出，灵活利用，实现产品多样化。由于煤焦油进行了脱水脱渣处理，因此，可以减少煤焦油进入悬浮床加氢裂化装置的原料苛刻度。

[0025] 采用减压深拔工艺在减压塔的侧线抽出馏程相当于原油常减压塔的柴油与蜡油馏分，这可以提高煤焦油加工的灵活性。

[0026] 减压塔侧线(减一线)抽出的柴油馏分馏程为170-320 °C，约占煤焦油总量的30-35wt%。减一线馏分可直接进入固定床反应器(可以先与减压塔顶部抽出的轻油进行混合，然后再进入固定床反应器)，不在悬浮床反应器中加工，这能够降低反应进料炉的热负荷，降低悬浮床反应器、悬浮床热高压分离器和高压管道的气液相负荷，增加悬浮床反应器的处理量，充分发挥悬浮床反应器加工重油的优势，通过采用本发明的处理方法进悬浮床反应器的原料可减少28%-32%，大幅增加装置处理量，同时，通过这样的处理也可以避免轻油裂解造成的损失，提高产品液收率。在上述煤焦油的处理方法中，对于减一线的馏分还可以采用另一种加工方案，即将减一线馏分送去制酚单元进行深加工。此种情况下，为满足下游制酚单元的加工要求，减压塔顶部抽出的轻油并不与减一线馏分合并，减一线的馏分(BP减压塔侧线抽出的柴油馏分)可以细分成馏程为170-230°C的含酚油和馏程为230-320°C的柴油馏分，含酚油直接送入提酚装置作为提取酚类物质的原料，柴油馏分进入固定床反应器中。

[0027] 减压塔侧线(减二线)抽出的蜡油馏分馏程为320-565 °C，约占煤焦油总量的50-55%。减二线馏分的油质较重，进悬浮床反应器进行加氢裂化。减压塔底部的渣油产品的馏程彡565°C，约占煤焦油总量的15-20%。

[0028]由于煤焦油含渣量大，原料前置粗过滤无法将渣除尽，本发明通过对减压塔底部的重油进行再次过滤，可以减少进悬浮床加氢裂化装置无效组分(固体颗粒为煤粉等不转化组分)。通过再次过滤除去粒径大于25 μm的固体颗粒，滤渣与悬浮床反应器的减压塔的塔底残渣混合进入沥青造粒单元，滤液与减二线的馏分进入重油缓冲罐进行混合，然后通过重油泵送至悬浮床加氢原料混合罐，在此罐中可以加入来自外界的添加剂，然后再通过原料油泵送到悬浮床反应器中，在泵送过程中可以与来自外界的新氢进行混合，即:减压塔侧线抽出的蜡油馏分与减压塔底部抽出的重油过滤得到的滤液送入悬浮床加氢裂化装置原料混合罐中，与来自外部的添加剂混合，并在原料油泵后与来自外部的新氢混合之后进入悬浮床加氢裂化装置。这样的处理方式可以优化悬浮床加氢裂化反应器的进料组成。通过对侧线产品的合理利用，优化悬浮床加氢裂化反应器的进料，能够提高悬浮床反应器利用率，增加悬浮床加氢裂化装置灵活性。

[0029] 悬浮床加氢裂化反应器为三相流化床反应器。在三相流化床反应器中，固体颗粒的流化主要受到向上流过的液体对颗粒表面摩擦力，从而产生对颗粒向上的曳力。通过减压蒸馏的分配使得进悬浮床反应器物料中重组分比例增大，液相含率增加，改善床层流态化状况。同时可以克服悬浮床反应器内反应介质停留时间长、裂化反应过度等问题。

[0030] 在上述方法中，悬浮床反应器和固定床反应器中的反应流程等均可以按照常规方式进行，后续的反应流程也可以按照常规方式进行，不进行改动，维持现有流程即可。

[0031] 本发明还提供了一种煤焦油的处理系统，其可以用于上述的煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法。该系统以原料过滤器、脱水塔和减压塔为主体设备，还包括泵、换热器、加热炉、渣油过滤器等，这些设备将组成一个完整的预处理单元，实现除渣脱水侧线抽出的功能。本发明所提供的上述煤焦油的处理系统可以包括:原料油缓冲罐、煤焦油泵、第一过滤器、第一换热器、脱水塔、第一空冷器、分离器、第二换热器、煤焦油进料炉、煤焦油减压塔、轻油混合罐、轻油泵、重油混合罐、重油泵、第二过滤器、原料混合罐、原料油泵、新氢压缩机、悬浮床反应器、固定床反应器、减压塔、第三换热器、固定床热高压分离器、第四换热器、第二空冷器、固定床冷高压分离器、循环氢压缩机、循环氢压缩机入口分液罐，所述悬浮床反应器单元包括悬浮床裂化反应器、热高压分离器、热低压分离器和冷低压分离器，其中:

[0032] 所述原料油缓冲罐设有用于输入原料煤焦油的原料油入口，其出口与第一过滤器的入口通过管道连接，二者的连接管道上设有煤焦油泵；

[0033] 所述第一过滤器的出口通过管道连接至所述脱水塔的入口，二者的连接管道上设有第一换热器；

[0034] 所述脱水塔的顶部出口通过管道与第一空冷器的入口连接，其底部出口通过管道与所述煤焦油进料炉的入口连接，并且，所述脱水塔底部出口与所述煤焦油进料炉的入口之间的连接管道上设有第二换热器；

[0035] 所述第一空冷器的出口通过管道与所述分离器的入口连接；

[0036] 所述分离器设有轻油出口和水包出口，所述轻油出口通过管道连接至所述脱水塔以及固定床反应器，所述水包出口用于排出分离的水分；

[0037] 所述煤焦油进料炉的出口通过管道与所述煤焦油减压塔的入口连接；

[0038] 所述煤焦油减压塔设有顶部出口、减一线抽出口、减二线抽出口和塔底抽出口，所述顶部出口通过管道与所述轻油混合罐的入口连接，所述减一线抽出口用于抽出轻油并通过管道与所述轻油混合罐的入口连接，所述减二线抽出口用于抽出蜡油并通过管道与所述重油混合罐的入口连接，所述塔底抽出口通过管道与所述第二过滤器的入口连接；

[0039] 所述轻油混合罐通过管道与所述固定床反应器的入口连接，二者之间的连接管道上设有轻油泵；

[0040] 所述重油混合罐通过管道与所述原料混合罐的入口连接，二者之间的连接管道上设有重油泵；[0041 ] 所述原料混合罐设有添加剂入口用于输入添加剂，其出口通过管道与所述悬浮床反应器的悬浮床裂化反应器的底部入口连接，并且该管道上设有原料油泵并连接有新氢输入管道，新氢输入管道上设有新氢压缩机；

[0042] 所述第二过滤器的滤液出口通过管道与所述重油混合罐的入口连接；

[0043] 所述悬浮床反应器的悬浮床裂化反应器的顶部出口与所述热高压分离器的入口连接，所述热高压分离器的顶部出口通过管道与所述固定床反应器的入口连接，所述热高压分离器的底部出口与所述热低压分离器的入口连接，所述热低压分离器的顶部出口与所述冷低压分离器的入口连接，所述热低压分离器的底部出口与所述减压塔的入口连接，所述冷低压分离器的底部出口通过管道与所述减压塔的入口连接；

[0044] 所述固定床反应器的底部出口通过管道与所述固定床热高压分离器的入口连接，二者之间的连接管道上设有第三换热器；

[0045] 所述减压塔设有顶部出口和底部出口；

[0046] 所述固定床热高压分离器的顶部出口通过管道与所述固定床冷高压分离器的入口连接，并且二者的连接管道上设有第四换热器和第二空冷器，其还设有底部出口 ；该固定床热高压分离器的底部出口排出较重的油，即热高分液，顶部输入到第四换热器的是较轻的油、轻径、氛气等等，即热尚分气；

[0047] 所述固定床冷高压分离器的顶部出口与所述循环氢压缩机入口分液罐的入口连接，其还设有两个底部出口 ；固定床冷高压分离器将分离的重油输送到外部，将循环氢输送到循环氢压缩机入口分液罐，

[0048] 所述循环氢压缩机入口分液罐的顶部出口与所述循环氢压缩机的入口连接，其还设有底部出口 ；循环氢压缩机入口分液罐用于对循环氢进行分液，避免进入压缩机的气体带有液体；

[0049] 所述循环氢压缩机的出口通过管道分别与固定床反应器、悬浮床反应器单元的悬浮床裂化反应器连接。

[0050] 在上述煤焦油的处理系统中，原料油缓冲罐用于接收来自外界的煤焦油原料，并通过煤焦油泵经其输送到第一过滤器中进行过滤，在泵送的过程中可以实现对于煤焦油原料的加压，一般可以加压至1.4MPaGo在第一过滤器完成过滤的煤焦油进入第一换热器进行换热然后进入脱水塔进行脱水处理，一般进入脱水塔的煤焦油的温度控制在130°C。

[0051] 脱水塔的顶部逸出的水和轻油进入第一空冷器进行冷凝，然后进入分离器进行分离，轻油可以返回脱水塔，也可以被输送到固定床反应器作为原料，含酚废水送入污水处理装置。脱水塔底部流出的煤焦油进入第二换热器进行换热，经煤焦油进料炉加热(一般加热至390°C左右)后送入煤焦油减压塔进行减压深拔处理。

[0052] 该煤焦油减压塔可以采用“两级喷射器+水环真空泵”系统抽真空，塔顶操作压力维持在2kPa。在该煤焦油减压塔顶部抽出的轻油进入轻油混合罐；煤焦油减压塔侧线抽出的减一线产品(馏程为170-320°C )也进入轻油混合罐与上述轻油混合，轻油混合罐中的原料通过轻油泵被输送到固定床反应器中作为加氢裂化的原料；煤焦油减压塔侧线抽出的减二线产品(馏程为320-565Ό)进入重油混合罐；塔底的重油馏分(馏程为565°C以上)进入第二过滤器过滤除去粒径多25 μ m的颗粒，滤渣送入外部沥青造粒单元，滤液进入重油混合罐与减二线产品混合。重油混合罐中的混合物通过重油泵送入原料混合罐。

[0053] 原料混合罐设有添加剂入口用于接收来自外部的添加剂，原料混合罐中的混合物通过原料油泵输送到悬浮床反应器中作为加氢裂化的原料，在输送过程中与来自外界的新氢混合(新氢输入管道上设有新氢压缩机)。

[0054] 原料进入悬浮床反应器之后进行裂化反应，反应产物在悬浮床反应器内进行分离，气相进入固定床反应器，液相产物、油渣则进入减压塔中。减压塔顶部的不凝气可以作为加热炉燃料，减压塔底部的产物(油渣)可以与来自第二过滤器的滤渣混合进入外部的沥青造粒单元。

[0055] 轻油、柴油馏分以及悬浮床反应产物进入固定床反应器之后进行加氢裂化，加氢裂化的产物经过第三换热器换热之后进入固定床热高压分离器进行分离，固定床热高压分离器底部的产物送到后续分离部分，顶部的产物则在经过第四换热器换热、第二空冷器冷凝之后进入固定床冷高压分离器继续进行分离。固定床冷高压分离器中分离出来的酸性水排出系统之外，分离得到的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐进行分离，冷高分液进入后续分离单元，循环氢经循环氢压缩机压送到悬浮床反应器单元和固定床反应器中作为混氢和急冷氢。

[0056] 本发明所提供的煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法和处理系统使得煤焦油的综合利用的产品多样化，更能适应市场需求，减少了进悬浮床反应器的反应物(即减少了无需进悬浮床的柴油以下组分)，也减少了不转化的固体颗粒，也就是说采用本发明的方法悬浮床反应器可以处理更多的煤焦油，提高了装置利用率；煤焦油减压塔抽出的减一线与塔顶轻油可以直接进入固定床反应，从而避免轻油在悬浮床反应器裂解成干气，提高产品的液收率。

附图说明

[0057] 图1为现有技术的工艺流程图；

[0058]图2为实施例1提供的煤焦油的处理系统的结构示意图。

[0059] 主要附图标号说明:

[0060] 原料油缓冲罐I煤焦油泵2第一过滤器3第一换热器4脱水塔5第一空冷器6分离器7第二换热器8煤焦油进料炉9煤焦油减压塔10轻油混合罐11轻油泵12重油混合罐13重油泵14第二过滤器15原料混合罐16原料油泵17新氢压缩机18悬浮床裂化反应器19-1热高压分离器19-2热低压分离器19-3冷低压分离器19-4固定床反应器20减压塔21第三换热器22固定床热高压分离器23第四换热器24第二空冷器25固定床冷高压分离器26循环氢压缩机入口分液罐27循环氢压缩机28顶部出口 1A减一线抽出口 1B减二线抽出口 1C塔底抽出口 1D

具体实施方式

[0061] 为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

[0062] 实施例1

[0063] 本实施例提供了一种煤焦油的处理系统，其结构如图2所示。

[0064] 该煤焦油的处理系统包括:原料油缓冲罐1、煤焦油泵2、第一过滤器3、第一换热器4、脱水塔5、第一空冷器6、分离器7、第二换热器8、煤焦油进料炉9、煤焦油减压塔10、轻油混合罐11、轻油泵12、重油混合罐13、重油泵14、第二过滤器15、原料混合罐16、原料油泵17、新氢压缩机18、悬浮床反应器单元、固定床反应器20、减压塔21、第三换热器22、固定床热高压分离器23、第四换热器24、第二空冷器25、固定床冷高压分离器26、循环氢压缩机入口分液罐27、循环氢压缩机28，悬浮床反应器单元包括悬浮床裂化反应器19-1、热高压分离器19-2、热低压分离器19-3、冷低压分离器19-4，其中:

[0065] 原料油缓冲罐I设有用于输入原料煤焦油的原料油入口，其出口与第一过滤器3的入口通过管道连接，二者的连接管道上设有煤焦油泵2 ;

[0066] 第一过滤器3的出口通过管道连接至脱水塔5的入口，二者的连接管道上设有第一换热器4 ；

[0067] 脱水塔5的顶部出口通过管道与第一空冷器6的入口连接，其底部出口通过管道与煤焦油进料炉9的入口连接，并且，脱水塔5底部出口与煤焦油进料炉9的入口之间的连接管道上设有第二换热器8;

[0068] 第一空冷器6的出口通过管道与分离器7的入口连接；

[0069] 分离器7设有轻油出口和水包出口，轻油出口通过管道连接至脱水塔5、固定床反应器20，水包出口用于排出分离的水分；

[0070] 煤焦油进料炉9的出口通过管道与煤焦油减压塔10的入口连接；

[0071] 煤焦油减压塔10设有顶部出口 10A、减一线抽出口 10B、减二线抽出口 1C和塔底抽出口 10D，顶部出口 1A通过管道与轻油混合罐11的入口连接，减一线抽出口 1B用于抽出柴油馏分并通过管道与轻油混合罐11的入口连接，减二线抽出口 1C用于抽出蜡油并通过管道与重油混合罐13的入口连接，塔底抽出口 1D通过管道与第二过滤器15的入口连接;

[0072] 轻油混合罐11通过管道与固定床反应器20的入口连接，二者之间的连接管道上设有轻油泵12 ；

[0073] 重油混合罐13通过管道与原料混合罐16的入口连接，二者之间的连接管道上设有重油泵14 ；

[0074] 原料混合罐16设有添加剂入口用于输入添加剂，其出口通过管道与悬浮床裂化反应器19-1的底部入口连接，并且该管道上设有原料油泵17并连接有新氢输入管道，新氢输入管道上述设有新氢压缩机18 ；

[0075] 第二过滤器15的滤液出口通过管道与重油混合罐13的入口连接；

[0076] 悬浮床裂化反应器19-1的顶部出口与热高压分离器19-2的入口连接，热高压分离器19-2的顶部出口通过管道与固定床反应器20的入口连接，热高压分离器19-2的底部出口与热低压分离器19-3的入口连接，热低压分离器19-3的顶部出口与冷低压分离器19-4的入口连接，热低压分离器19-3的底部出口与减压塔21的入口连接，冷低压分离器19-4的底部出口通过管道与减压塔21的入口连接；

[0077] 固定床反应器20的底部出口通过管道与固定床热高压分离器23的入口连接，二者之间的连接管道上设有第三换热器22 ;

[0078] 减压塔21设有顶部出口和底部出口 ；

[0079] 固定床热高压分离器23的顶部出口通过管道与固定床冷高压分离器26的入口连接，并且二者的连接管道上设有第四换热器24和第二空冷器25，其还设有底部出口 ；

[0080] 固定床冷高压分离器26的顶部出口与循环氢压缩机入口分液罐27的入口连接，其还设有两个底部出口；

[0081] 循环氢压缩机入口分液罐27的顶部出口与循环氢压缩机28的入口连接，其还设有底部出口；

[0082] 循环氢压缩机28的出口通过管道分别与固定床反应器20、悬浮床裂化反应器19A连接。

[0083] 实施例2

[0084] 本实施例提供了一种煤焦油的处理方法，其是采用实施例1提供的煤焦油的处理装置进行处理，包括以下步骤:

[0085] 将来自罐区的煤焦油以75t/h的质量流量输入原料油缓冲罐I中，然后利用煤焦油泵2将煤焦油原料输送到第一过滤器3中进行过滤，在泵送过程中将煤焦油的压力提高值 1.4MPaG ；

[0086] 第一过滤器3将煤焦油中的粒径多25 μπι的固体颗粒除去，然后煤焦油进入第一换热器4，煤焦油的温度升至130°C，进入脱水塔5脱除大部分的水，塔底煤焦油的含水率约为0.1%，水分从脱水塔5的顶部离开并带出少量轻油，经过第一空冷器6冷凝之后进入分离器7中，在分离器7中，水分和轻油分离，轻油部分回流到脱水塔5中、部分进入固定床反应器20作为加氢裂化的原料，含酚废水送入污水处理系统；

[0087] 脱水之后的煤焦油通过脱水塔5底部离开，进入第二换热器8进行换热，然后进入煤焦油进料炉9被加热至390°C，之后进入煤焦油减压塔10 ；

[0088] 煤焦油减压塔10塔内采用高效低压降填料，顶部的真空度控制为2kPa，煤焦油减压塔10通过顶部出口 1A抽出轻油馏分并进入轻油混合罐11 ;煤焦油减压塔10设两个侧线，通过减一线抽出口 1B抽出减一线产品(馏程为170-320°C的柴油馏分)，减一线产品进入轻油混合罐11与煤焦油减压塔10顶部抽出的轻油混合，然后通过轻油泵12输送到固定床反应器20中作为加氢裂化的原料，输送时的质量流量为21.8t/h，介质温度为108°C ；通过减二线抽出口 1C抽出减二线产品(馏程为320-565°C的蜡油馏分)，减二线产品输入重油混合罐13，其质量流量为38.9t/h，介质温度为227°C ;通过塔底抽出口 1D排出渣油，其质量流量为13.6t/h，介质温度为374°C ;渣油进入第二过滤器15进行过滤除去粒径彡25 μπι的固体颗粒，滤液进入重油混合罐13与减二线产品混合，滤渣送到系统外部的沥青造粒单元；

[0089] 重油混合罐13中的减二线产品与滤液的混合物通过重油泵14输送到原料混合罐16中，原料混合罐16通过添加剂输入管输入来自外部的添加剂，使其与上述混合物混合；

[0090] 原料混合罐16中的物质通过原料油泵17输送到悬浮床裂化反应器19-1中作为裂化反应的原料，并且在输送过程中与由新氢压缩机18通过新氢输入管道输入的来自外部的新氢混合；

[0091] 悬浮床裂化反应器19-1的反应产物经过分离系统分离后，气相产物进入固定床反应器20中参与反应，其底部的液相产物则进入减压塔21进行分离；

[0092] 减压塔21顶部排出不凝气，不凝气可以作为加热炉燃料，减压塔21底部排出残渣，这部分残渣和第二过滤器15的滤渣混合之后一起送到系统外部的沥青造粒单元；

[0093] 固定床反应器20的产物由塔底出口离开，经过第三换热器22换热之后，进入固定床热高压分离器23进行分离，底部出口排出的热高分液送到后续的分离装置，顶部热高分气经过第四换热器24、第二空冷器25之后进入固定床冷高压分离器28进行分离，排出酸性水和冷高分油，分离得到的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐27 ;

[0094] 分离得到的循环氢通过循环氢压缩机28并被输送到固定床反应器20和悬浮床反应器单元作为混氢和急冷氢，循环氢压缩机28内设循环氢分液罐，将凝液收集排出，避免入压缩机气体带液。

[0095] 通过采用本实施例的煤焦油的处理方法，可以减少悬浮床反应器近30%的反应进料，优化了悬浮床加氢裂化装置进料，也减少了不转化的固体颗粒，并且，可以得到更多的产品，实现煤焦油的综合利用。煤焦油减压塔抽出的减一线与塔顶轻油可以直接进入固定床反应，避免了轻油在悬浮床反应器裂解成干气，提高了产品的液收率。

Claims (11)

1.一种煤焦油悬浮床加氢裂化装置优化进料的配套工艺方法，其包括以下步骤: 对煤焦油进行过滤除渣除去粒径在25微米以上的颗粒，再送入脱水塔进行脱水处理，然后输入减压塔进行深拔处理； 将减压塔顶部抽出的轻油与减压塔侧线抽出的柴油馏分混合，送入固定床反应器进行加氢裂化处理，或者将减压塔顶部抽出的轻油送入固定床反应器进行加氢裂化处理，将减压塔侧线抽出的柴油馏分送入提酚装置作为提取酚类物质的原料； 将减压塔侧线抽出的蜡油馏分输入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料； 对减压塔底部抽出的重油进行过滤除去粒径在25微米以上的颗粒，滤液输入悬浮床加氢裂化装置作为加氢裂化反应的原料，滤渣送入造粒装置进行造粒。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在进行过滤除渣之前，所述煤焦油先被加压至1.4MPaG 以上。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，在脱水处理中，经过过滤的煤焦油被加热至130°C然后进入脱水塔，煤焦油中的水和轻油形成共沸混合物从脱水塔的塔顶逸出，经冷凝冷却后进行分离，水分排出，轻油部分回流至脱水塔内、部分送入固定床反应器进行加氢裂化处理。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述煤焦油在脱水处理之后、进入减压塔之前先进行换热，然后在煤焦油进料加热炉中加热到390°C之后进入减压塔。

5.根据权利要求1或4所述的方法，其中，所述减压塔设置三级抽真空设备，该三级抽真空设备包括两级喷射器和水环真空泵，减压塔塔顶的真空度为2kPa。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述减压塔侧线抽出的柴油馏分的馏程为170-320°C。

7.根据权利要求5所述的方法，其中，所述减压塔侧线抽出的柴油馏分的馏程为170-320°C。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述减压塔侧线抽出的蜡油馏分的馏程为320-565 °C。

9.根据权利要求5所述的方法，其中，所述减压塔侧线抽出的蜡油馏分的馏程为320-565 °C。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，减压塔塔顶抽出的轻油送入固定床反应器中，减压塔侧线抽出的柴油馏分细分成馏程为170-230°C的含酚油和馏程为230-320°C的柴油馏分，含酚油直接送入提酚装置作为提取酚类物质的原料，柴油馏分送入固定床反应器中。

11.根据权利要求1或8或9所述的方法，其中，所述减压塔侧线抽出的蜡油馏分与减压塔底部抽出的重油进行过滤得到的滤液送入悬浮床加氢裂化装置原料混合罐中，与来自外部的添加剂混合，并在原料油泵后与新氢混合，然后送入悬浮床加氢裂化装置。