CN109867580A - 从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法和装置。该方法包括：a)在精馏塔中分离出沸点低于萘的产品，b)将步骤a)中最终得到的塔釜产物从脱萘塔中部进料以在塔釜得到S180#芳烃溶剂油；以及c)将步骤b)中的脱萘塔的塔顶采出的液态产物在常压下在保持温度在85‑100℃的情况下经过耐高温泵直接输送到结晶箱中，在结晶箱中，在常压、80‑95℃的温度下，在2.0‑6.0m/h流速下结晶，以得到95％以上纯度的固体的萘产品。根据本发明的分离方法和装置分离得到的四氢萘和萘产品符合国家标准。因此，本发明的方法和装置能够从加氢残油中提取高附加值的工业产品，极大地提高了加氢残油的经济效益并改善环境。

Description

从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法和装置

技术领域

本发明涉及精馏分离提纯技术领域，具体涉及一种从加氢残油C9+和C8+产品分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法和装置。

背景技术

传统的高沸点芳烃溶剂油的生产主要依托大型石化装置，以重整C9和C10或裂解C9为原料。先经过加氢轻质化处理后，再进行精馏分离得到，其工艺复杂而且加工成本较高。而以粗苯加氢精制副产的(残油)C9+和C8+具有烯烃和苯含量低、色相较轻、有害物质含量低、安定性好和无强烈异味等优点。

加氢残油以往都是直接用于汽柴油调和，其中一些重要的化工原料如三甲苯、四氢萘和萘直接烧掉，不仅没有得到合理的利用，而且燃烧不彻底也对环境造成污染。如何深度处理加氢残油，从中提取高价值副产品是本领域目前面对的问题。

高沸点芳烃溶剂油属于溶剂油的一种，主要用于油漆涂料、印刷油墨和农药溶剂类等。与苯和甲苯等轻芳烃溶剂油相比较，高沸点芳烃溶剂油有着毒性低，溶解能力强，挥发慢等优点，更适用于油漆树脂溶剂和高级印刷油。作为农药的有机溶剂时，高沸点芳烃溶剂油对农药的使用者和生产者健康危害少，对环境也没有较大隐患。国家也颁布了装饰、农药产业轻芳烃溶剂油限量标准，所以市场对低苯含量的环保型高沸点溶剂油将面临更大的需求。

四氢萘是理想的高沸点溶剂，可广泛应用于油漆、涂料、油墨(用作油漆涂料油墨的溶剂)、硬质合金(用作硬质合金成型剂)、医药、造纸等工业领域，已被国内多种行业长期使用。四氢萘主要用作生产四氢萘酮，还用作油脂、蜡、树脂和油漆的溶剂，并可与苯和乙醇配成混合物作为内燃机的燃料，也作为上光剂和涂料中松节油的代用品。

萘是工业上最重要的稠环烃，主要用于生产苯酐；各种萘酚；萘胺等，是生产合成树脂；增塑剂；染料的中间体；表面活性剂；合成纤维；涂料；农药；医药；香料；橡胶助剂和杀虫剂的原料。萘的用途分配，各国有所不同。用于生产苯酐的大致占70％，用于染料中间体和橡胶助剂的约占15％，杀虫剂的约占6％，鞣革剂的约占4％。以萘为原料，经过磺化；硝化；还原；胺化；水解等单元操作，可制得多种中间体。精萘的应用还在拓宽，新产品超级塑性材料即萘磺酸盐甲醛缩合物，可用作水泥添加剂，增加混凝土的塑性变形而不降低其强度。

因此，四氢萘和萘都是高附加值的工业产品，有各种各样的用途。如能从加氢残油深度处理获得高附加值的四氢萘或萘，将可极大地提高经济效益并改善环境。

发明内容

因此，本发明的一个目的是提供一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法。

本发明的另一个目的是提供一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的装置。

根据本发明的一个实施方式，其提供了一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法，其中，所述加氢残油的成分主要包括苯0.001％-0.05％，甲苯0.08％-0.5％，乙苯0.057％-7.5％，混二甲苯0.2％-30.2％，1,3,5-三甲苯2.30％-3.5％，1,2,4-三甲苯3.32％-3.6％，茚满18.0％-41.52％，四氢萘10.0％-14.0％，萘6.03％-14.92％，1-甲基萘0.59％-1.18％，2-甲基萘1.56％-3.30％，其它杂质15.0％-17.8％等，该方法包括：

a)在精馏塔中分离出沸点低于萘的产品，其中，

在采用一个精馏塔的情况下，所述加氢残油从塔中部进料，其塔釜再沸器的温度为135-155℃，塔顶温度为48-52℃，塔顶压力为10-20kPa，回流比为0.5-3.0，塔板数为60-80，塔釜产物经泵送入萘精馏塔，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔侧采出温度为112-120℃，塔侧采出S150#芳烃溶剂油；

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述加氢残油从第1精馏塔的中部进料，所述第1精馏塔的塔釜再沸器的温度为100-115℃，塔顶温度为50-62℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为0.5-5.0，塔板数为45-65，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2精馏塔；所述第2精馏塔的塔釜再沸器的温度为118-122℃，塔顶温度为75-85℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为1.0-3.0，塔板数为50-70，塔顶采出四氢萘或S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述加氢残油从第1’精馏塔的中部进料，所述第一精馏塔的塔釜再沸器的温度为100-120℃，塔顶温度为35-40℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为70-85，塔顶采出混二甲苯，塔侧采出温度为55-65℃，塔侧采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2’精馏塔；所述第2’精馏塔的塔釜再沸器的温度为112-130℃，塔顶温度为75-88℃，塔顶压力为10-20kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为50-70，塔顶采出四氢萘或者S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；

b)将步骤a)中最终得到的塔釜产物从脱萘塔中部进料，所述脱萘塔的塔釜再沸器的温度为140-170℃，塔顶温度为95-110℃，塔顶压力为10-60kPa，回流比为0.5-8.0，塔板数为40-55，塔釜得到塔釜产物，其主要成分为S180#芳烃溶剂油；

c)将步骤b)中的脱萘塔的塔顶采出的液态产物在常压下在保持温度在85-100℃的情况下经过耐高温泵直接输送到结晶箱中，在结晶箱中，在常压、80-95℃的温度下，在2.0-6.0m/h流速下结晶，以得到95％以上纯度的固体的萘产品。

优选地，该方法还包括：

d)所述脱萘塔的塔釜产物经泵送入脱色塔或脱色釜中，其中，

在脱色塔的情况下，所述脱色塔的塔釜温度为160-180℃，塔顶温度为98-115℃，塔顶压力为10-60kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为10-25，塔顶得到S180#溶剂油，塔釜得到尾油；

在脱色釜的情况下，所述脱色釜内的加热温度为160-190℃，压力为10-60kPa脱色釜蒸出的产品为S180#溶剂油，难蒸发的剩余物质为尾油。

优选地在步骤a)中，在采用一个精馏塔的情况下，所述加氢残油从塔中部进料，其塔釜再沸器的温度为140-150℃，塔顶温度为49-51℃，塔顶压力为12-18kPa，回流比为0.5-3.0，塔板数为65-75，塔釜产物经泵送入萘精馏塔，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔侧采出温度为114-118℃，塔侧采出S150#芳烃溶剂油；

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述加氢残油从第1精馏塔的中部进料，所述第1精馏塔的塔釜再沸器的温度为105-110℃，塔顶温度为52-60℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为0.5-5.0，塔板数为50-60，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2精馏塔；所述第2精馏塔的塔釜再沸器的温度为119-121℃，塔顶温度为77-83℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-3.0，塔板数为55-65，塔顶采出四氢萘或S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述加氢残油从第1’精馏塔的中部进料，所述第一精馏塔的塔釜再沸器的温度为105-115℃，塔顶温度为36-39℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为75-80，塔顶采出混二甲苯，塔侧采出温度为57-63℃，塔侧采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2’精馏塔；所述第2’精馏塔的塔釜再沸器的温度为118-124℃，塔顶温度为79-84℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为55-65，塔顶采出四氢萘或者S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；

优选地，在步骤b)中，将步骤a)中最终得到的塔釜产物从脱萘塔中部进料，所述脱萘塔的塔釜再沸器的温度为152-158℃，塔顶温度为100-105℃，塔顶压力为25-35kPa，回流比为1-8.0，塔板数为45-50，塔釜得到塔釜产物，其主要成分为S180#芳烃溶剂油；

优选地，在步骤c)中，将步骤b)中的脱萘塔的塔顶采出的液态产物在常压下在保持温度在90-95℃以上的情况下经过耐高温泵直接输送到结晶箱中，在结晶箱中，在常压、82-90℃的温度下，在2.5-6.0m/h流速下结晶，以得到95％以上纯度的固体的萘产品。

优选地，在步骤a)中，选择采用一个蒸馏塔的情况；此时，可以减少再沸器的能源消耗。

优选地，在步骤d)中，选择采用脱色釜的情况；此时，具有占地面积少，设备投资少，操作简便的优点。

根据本发明的另一方面，其提供了一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的装置，其中，所述加氢残油的成分主要包括苯0.001％-0.05％，甲苯0.08％-0.5％，乙苯0.057％-7.5％，混二甲苯0.2％-30.2％，1,3,5-三甲苯2.30％-3.5％，1,2,4-三甲苯3.32％-3.6％，茚满18.0％-41.52％，四氢萘10.0％-14.0％，萘6.03％-14.92％，1-甲基萘0.59％-1.18％，2-甲基萘1.56％-3.30％，其它杂质15.0％-17.8％等，该装置包括：

a)精馏塔，其中，

在采用一个精馏塔的情况下，该精馏塔包括中部进料口，塔釜再沸器，塔顶冷凝器，塔顶采出口，塔侧采出口，塔底采出口，减压泵，该精馏塔的塔板数为60-80，

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述第1精馏塔包括第1中部进料口，第1塔釜再沸器，第1塔顶冷凝器，第1塔顶采出口，第1塔底采出口，第1减压泵，该第1精馏塔的塔板数为45-65；所述第2精馏塔包括第2中部进料口，第2塔釜再沸器，第2塔顶冷凝器，第2塔顶采出口，第2塔底采出口，第2减压泵，该第2精馏塔的塔板数为50-70；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述第1’精馏塔包括第1’中部进料口，第1’塔釜再沸器，第1’塔顶冷凝器，第1’塔顶采出口，第1’塔侧采出口，第1’塔底采出口，第1’减压泵，该第1’精馏塔的塔板数为70-85；所述第2’精馏塔包括第2’中部进料口，第2’塔釜再沸器，第2’塔顶冷凝器，第2’塔顶采出口，第2’塔底采出口，第2’减压泵，该第2’精馏塔的塔板数为50-70；

b)脱萘塔，所述脱萘塔与a)中排出最终塔釜产物的塔底采出口连接，包括脱萘塔中部进料口，脱萘塔塔釜再沸器，脱萘塔塔顶冷凝器，脱萘塔塔顶采出口，脱萘塔塔底采出口，脱萘塔减压泵，该脱萘塔的塔板数为40-55；

c)与b)中的脱萘塔的塔顶采出口依次连接的结晶箱。

优选地，该装置还包括：

d)所述脱萘塔的塔底采出口依次连接的脱色塔或脱色釜中，其中，

在脱色塔的情况下，所述脱色塔包括脱色塔中部进料口，脱色塔塔釜再沸器，脱色塔塔顶冷凝器，脱色塔塔顶采出口，脱色塔塔底采出口，脱色塔减压泵，该脱色塔的塔板数为10-25；

在脱色釜的情况下，该脱色釜包含加热套，冷凝器。

优选地，a)部分选择采用一个蒸馏塔的情况；此时，可以减少再沸器的能源消耗。

优选地，d)部分选择采用脱色釜的情况；此时，具有占地面积少，设备投资少，操作简便的优点。

优选地，在本发明的装置中，还包括本领域技术人员公知的其他泵、流量计、压力计、换热器、导管等常用的元件，其用途和效果与现有技术中的相同，在此不再赘述。

根据本发明的分离方法和装置分离提取得到的高沸点溶剂99％为芳烃类混合物，含苯量≤1％，硫含量≤5ppm。不同规格的高沸点芳烃溶剂油具有不同的闪点、混合苯胺点和馏程等。分离得到的四氢萘和萘产品符合国家标准。因此，本发明的方法和装置能够从加氢残油中提取高附加值的工业产品，极大地提高了加氢残油的经济效益并改善环境。

附图说明

图1为根据本发明的一个实施方式的分离装置的图；

图2为根据本发明的另一个实施方式的分离装置的图；

图3为根据本发明的又一个实施方式的分离装置的图。

具体实施方式

以下将通过具体实施方式描述本发明，但以下实施例仅用于描述本发明，而不是限制本发明的范围。

实施例1

如图1所示，加氢残油分离装置包括塔1脱轻塔、塔2四氢萘塔、塔3脱萘塔和塔4脱色塔。所述塔1脱轻塔从中部进料，塔底出料口与四氢萘塔中部进料口相连；四氢萘塔底部出料口与脱萘塔中部进料口相连；脱萘塔底部出料口与脱色塔中部进料口相连。上述各类塔底分别与再沸器连通，各塔的塔顶分别与冷凝器连通，所述冷凝器与真空系统连通。主要产品1-5分别为S100#、四氢萘(或S150#)、工业萘(或精萘)、S180#溶剂油和尾油。S100#溶剂油无色透明，密度0.86-0.87馏程为155℃-180℃；S150#溶剂油为无色透明液体主要成分为四氢萘，密度0.875-0.910，馏程为180-210℃；S180#位微黄色透明液体，密度0.915-0.935，馏程为195-245℃。具体分离方案包括以下步骤：

1.将加氢C9+从脱轻塔中部进入塔内，脱轻塔顶操作压力(10～30Kpa)，回流比(0.5-5.0)，塔顶温度(50～62℃)，塔釜温度(100～115℃)，塔顶得到产品为低沸点溶剂油馏分A，主要是S100#溶剂油。塔釜物料主要为甲基茚满，四氢萘，萘和重油等。

2.将1步的塔釜料由四氢萘塔中部送入，四氢萘分离塔操作压力(10～15KPa)，回流比(1.0-3.0)塔顶温度(80～85℃)，塔釜温度(118～122℃)，塔釜物料主要组分为萘，甲基萘等

3.将2步的塔釜料输送到脱萘塔中部进料口。此塔顶操作压力(50～60Kpa)，塔顶温度(130～135℃)，塔釜温度(130～140℃)此时塔釜内是C11以上的高沸点馏分。塔顶得到萘为主要馏分，再进入结晶箱可根据市场情况生产工业萘或者精萘，分离出的除萘以外的组份进入原料罐中。

4.将3步的塔釜料输送到脱色塔中部进料口。此塔顶操作压力(10～20Kpa)，塔顶温度(90～110℃)，塔釜温度(160～180℃)塔顶得到S180#溶剂油为主要馏分，次馏分也可以根据不同客户的要求生产不同馏程段的高沸点芳烃溶剂油。塔釜产品是颜色很深的尾油。

本实施例1中，加氢残油主要含有混二甲苯0.2％-30.2％，1,3,5-三甲苯2.30％-3.5％，1,2,4-三甲苯3.32％-3.6％，茚满18.0％-41.52％，四氢萘10.0％-14.0％，萘6.03％-14.92％，1-甲基萘0.59％-1.18％，2-甲基萘1.56％-3.30％，其它杂质15.0％-17.8％等。本发明通过脱轻塔，四氢萘塔，脱萘塔和脱色塔四座精馏塔进行分离提纯，分离得到四氢萘和萘纯度分别达到95％以上，其它产品作为高沸点芳烃溶剂油产品，最后的尾油产品可用于沥青及沥青延伸产品。本方案的有益效果在于：本发明具有操作简便，投资低效益高，产品纯度高和过程制动化程度高等特点。分离过程操作温度相对较低，能耗低，具有较好的经济效益和社会效益。

实施例2

如图2所示，分离装置主要包括芳烃溶剂油I塔、芳烃溶剂油II塔(脱萘塔)、结晶箱；芳烃溶剂油I塔塔顶、侧线均产出附加产品，塔釜料经泵进入芳烃溶剂油II塔；芳烃溶剂油II塔塔顶采出产品经结晶箱产出高纯度萘产品，塔釜料经泵输送至产品储罐；芳烃溶剂油I塔、芳烃溶剂油II塔均在负压下操作；产品采出均连有冷却器。

原料C9经泵泵入芳烃溶剂油I塔中，塔顶的操作压力10～20Kpa，塔顶温度48～52℃，回流比为0.5～3.0，塔顶采出产品为溶剂油100#芳烃溶剂油，主要组分为二甲苯、三甲苯和茚满等；塔侧线采出控制温度为112～120℃，采出产品为溶剂油S150#芳烃溶剂油，主要组分为甲基茚满和四氢萘等；塔釜温度为135～155℃，物料组成为萘和甲基萘等，塔釜主要由导热油提供热源，在塔釜再沸器进行换热。物料经泵进入芳烃溶剂油II塔。

来自芳烃溶剂油I塔塔釜料经泵进入芳烃溶剂油II塔，塔顶的操作压力40Kpa～50Kpa，塔顶温度130～140℃，回流比为0.5～5.0，塔顶采出物料进入结晶箱得到工业萘或精萘；塔釜温度为155～180℃，物料组成主要为C14+的S180#高沸点芳烃溶剂油，经泵输送至产品储罐。

在实施例2中，粗苯加氢副产C9+原料的组成如下表1所示。

表1

序号	物质	占比％	序号	物质	占比％
						1	苯	0	7	茚满	27.705
2	甲苯	0.01	8	四氢萘	19.38
						3	乙苯	0.02	9	萘	15.392
4	混二甲苯	0.04	10	1-甲基萘	2.21
						5	1.3.5三甲苯	2.64	11	2-甲基萘	1.92
6	1.2.4三甲苯	3.47	12	其他	27.203

经过实施例2的步骤，获得的主要产品的组成如表2所示。

表2

序号	产品名称	占比
			1	S100#芳烃溶剂油	56.06％
2	S150#芳烃溶剂油	11.14％
			3	工业萘	16.15％
5	S180号芳烃溶剂油	16.65％
				总计	100％

实施例3

如图3所示，所述分离装置包含脱轻塔，四氢萘塔，脱萘塔和脱色塔。在实施例3中，脱轻塔可以将二甲苯分离，从塔顶采出得到混二甲苯，混二甲苯占比80％以上。且四氢萘塔可以通过调整操作参数来改变四氢萘的含量，从而得到四氢萘或S150溶剂油(是否有具体实验数据，如在哪种条件下得到四氢萘，在哪种条件下得到S150溶剂油)。脱萘塔也可以通过调节相关参数得到工业萘或精萘。脱色釜则脱出S180溶剂油中大分子链类似沥青的物质，提高溶剂油品质。

实施例3的具体分离方法如下：

原料加氢残油进入到脱轻塔中部，塔顶部温度为35～40℃，压力为10KPa～20KPa。回流比为1.0～5.0之间。塔顶产品主要为混二甲苯，产品馏程主要控制在120～140℃，其中混二甲苯占比为80以上，与市场加氢混二甲苯质量一样。侧线采出温度控制在55-65℃，产品为S100#芳烃溶剂油。脱轻塔塔釜采用导热油进行加热，塔底再沸器是主要加热设备。塔釜温度控制在100～115℃。脱轻塔产品均为混合物，通过侧线采出的方式获得产品可大大降低设备投资和能源消耗。塔釜物料再由输送泵送到四氢萘塔中部。

四氢萘塔塔顶操作温度为75-88℃，压力为10KPa～20Kpa，回流比为1.0-5.0之间。主要产品为四氢萘。此塔四氢萘纯度可达到95％以上，可根据市场情况减少回流比和提升塔顶温度来降低四氢萘纯度，从而来生产S150#溶剂油。塔釜也是由再沸器加热，导热油提高热源。塔釜温度控制在112～130℃。

四氢萘塔釜料输送到脱萘塔中部进料口。此塔顶操作压力(50～60Kpa)，塔顶温度(130～135℃)，塔釜温度(130～150℃)此时塔釜内是C11以上的高沸点馏分。塔顶得到萘为主要馏分，再进入结晶箱可根据市场情况生产工业萘或者精萘，分离出的除萘以外的组份进入原料罐中。

脱萘塔塔釜料输送到脱色釜中。脱色釜有加热套，通入导热油后将釜内温度控制在150～180℃，釜内蒸出清澈的S180#芳烃溶剂油。釜内难蒸发的尾油由耐高温泵输送到产品罐区，尾油可用于沥青加工或生产防腐漆。脱色釜具有占地面积较少，设备投资少，操作简便的特点。

Claims (10)

1.一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法，其中，所述加氢残油的成分主要包括苯0.001％-0.05％，甲苯0.08％-0.5％，乙苯0.057％-7.5％，混二甲苯0.2％-30.2％，1,3,5-三甲苯2.30％-3.5％，1,2,4-三甲苯3.32％-3.6％，茚满18.0％-41.52％，四氢萘10.0％-14.0％，萘6.03％-14.92％，1-甲基萘0.59％-1.18％，2-甲基萘1.56％-3.30％，其它杂质15.0％-17.8％，该方法包括：

a)在精馏塔中分离出沸点低于萘的产品，其中，

在采用一个精馏塔的情况下，所述加氢残油从塔中部进料，其塔釜再沸器的温度为135-155℃，塔顶温度为48-52℃，塔顶压力为10-20kPa，回流比为0.5-3.0，塔板数为60-80，塔釜产物经泵送入萘精馏塔，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔侧采出温度为112-120℃，塔侧采出S150#芳烃溶剂油；

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述加氢残油从第1精馏塔的中部进料，所述第1精馏塔的塔釜再沸器的温度为100-115℃，塔顶温度为50-62℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为0.5-5.0，塔板数为45-65，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2精馏塔；所述第2精馏塔的塔釜再沸器的温度为118-122℃，塔顶温度为75-85℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为1.0-3.0，塔板数为50-70，塔顶采出四氢萘或S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述加氢残油从第1’精馏塔的中部进料，所述第一精馏塔的塔釜再沸器的温度为100-120℃，塔顶温度为35-40℃，塔顶压力为10-30kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为70-85，塔顶采出混二甲苯，塔侧采出温度为55-65℃，塔侧采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2’精馏塔；所述第2’精馏塔的塔釜再沸器的温度为112-130℃，塔顶温度为75-88℃，塔顶压力为10-20kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为50-70，塔顶采出四氢萘或者S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；

b)将步骤a)中最终得到的塔釜产物从脱萘塔中部进料，所述脱萘塔的塔釜再沸器的温度为140-170℃，塔顶温度为95-110℃，塔顶压力为10-60kPa，回流比为0.5-8.0，塔板数为40-55，塔釜得到塔釜产物，其主要成分为S180#芳烃溶剂油；

c)将步骤b)中的脱萘塔的塔顶采出的液态产物在常压下在保持温度在85-100℃的情况下经过耐高温泵直接输送到结晶箱中，在结晶箱中，在常压、80-95℃的温度下，在2.0-6.0m/h流速下结晶，以得到95％以上纯度的固体的萘产品。

2.根据权利要求1所述的方法，该方法还包括：

d)所述脱萘塔的塔釜产物经泵送入脱色塔或脱色釜中，其中，

在脱色塔的情况下，所述脱色塔的塔釜温度为160-180℃，塔顶温度为98-115℃，塔顶压力为10-60kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为10-25，塔顶得到S180#溶剂油，塔釜得到尾油；

在脱色釜的情况下，所述脱色釜内的加热温度为160-190℃，压力为10-60kPa脱色釜蒸出的产品为S180#溶剂油，难蒸发的剩余物质为尾油。

3.根据权利要求1所述的方法，其中

在步骤a)中，在采用一个精馏塔的情况下，所述加氢残油从塔中部进料，其塔釜再沸器的温度为140-150℃，塔顶温度为49-51℃，塔顶压力为12-18kPa，回流比为0.5-3.0，塔板数为65-75，塔釜产物经泵送入萘精馏塔，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔侧采出温度为114-118℃，塔侧采出S150#芳烃溶剂油；

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述加氢残油从第1精馏塔的中部进料，所述第1精馏塔的塔釜再沸器的温度为105-110℃，塔顶温度为52-60℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为0.5-5.0，塔板数为50-60，塔顶采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2精馏塔；所述第2精馏塔的塔釜再沸器的温度为119-121℃，塔顶温度为77-83℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-3.0，塔板数为55-65，塔顶采出四氢萘或S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述加氢残油从第1’精馏塔的中部进料，所述第一精馏塔的塔釜再沸器的温度为105-115℃，塔顶温度为36-39℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为75-80，塔顶采出混二甲苯，塔侧采出温度为57-63℃，塔侧采出S100#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入第2’精馏塔；所述第2’精馏塔的塔釜再沸器的温度为118-124℃，塔顶温度为79-84℃，塔顶压力为15-25kPa，回流比为1.0-5.0，塔板数为55-65，塔顶采出四氢萘或者S150#芳烃溶剂油，塔釜产物经泵送入脱萘塔。

4.根据权利要求1所述的方法，其中

在步骤b)中，将步骤a)中最终得到的塔釜产物从脱萘塔中部进料，所述脱萘塔的塔釜再沸器的温度为152-158℃，塔顶温度为100-105℃，塔顶压力为25-35kPa，回流比为1-8.0，塔板数为45-50，塔釜得到塔釜产物，其主要成分为S180#芳烃溶剂油。

5.根据权利要求1所述的方法，其中

在步骤c)中，将步骤b)中的脱萘塔的塔顶采出的液态产物在常压下在保持温度在90-95℃以上的情况下经过耐高温泵直接输送到结晶箱中，在结晶箱中，在常压、80-90℃的温度下，在2.0-6.0m/h流速下结晶，以得到95％以上纯度的固体的萘产品。

6.根据权利要求1所述的方法，其中

在步骤a)中，采用一个蒸馏塔。

7.根据权利要求2所述的方法，其中

在步骤d)中，所述脱萘塔的塔釜产物经泵送入脱色釜中。

8.一种从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的装置，其中，所述加氢残油的成分主要包括苯0.001％-0.05％，甲苯0.08％-0.5％，乙苯0.057％-7.5％，混二甲苯0.2％-30.2％，1,3,5-三甲苯2.30％-3.5％，1,2,4-三甲苯3.32％-3.6％，茚满18.0％-41.52％，四氢萘10.0％-14.0％，萘6.03％-14.92％，1-甲基萘0.59％-1.18％，2-甲基萘1.56％-3.30％，其它杂质15.0％-17.8％，该装置包括：

a)精馏塔，其中，

在采用一个精馏塔的情况下，该精馏塔包括中部进料口，塔釜再沸器，塔顶冷凝器，塔顶采出口，塔侧采出口，塔底采出口，减压泵，该精馏塔的塔板数为60-80，

在采用两个精馏塔，即第1精馏塔和第2精馏塔的情况下，所述第1精馏塔包括第1中部进料口，第1塔釜再沸器，第1塔顶冷凝器，第1塔顶采出口，第1塔底采出口，第1减压泵，该第1精馏塔的塔板数为45-65；所述第2精馏塔包括第2中部进料口，第2塔釜再沸器，第2塔顶冷凝器，第2塔顶采出口，第2塔底采出口，第2减压泵，该第2精馏塔的塔板数为50-70；或者

在另一种情况采用两个精馏塔，即第1’精馏塔和第2’精馏塔时，所述第1’精馏塔包括第1’中部进料口，第1’塔釜再沸器，第1’塔顶冷凝器，第1’塔顶采出口，第1’塔侧采出口，第1’塔底采出口，第1’减压泵，该第1’精馏塔的塔板数为70-85；所述第2’精馏塔包括第2’中部进料口，第2’塔釜再沸器，第2’塔顶冷凝器，第2’塔顶采出口，第2’塔底采出口，第2’减压泵，该第2’精馏塔的塔板数为50-70；

b)脱萘塔，所述脱萘塔与a)中排出最终塔釜产物的塔底采出口连接，包括脱萘塔中部进料口，脱萘塔塔釜再沸器，脱萘塔塔顶冷凝器，脱萘塔塔顶采出口，脱萘塔塔底采出口，脱萘塔减压泵，该脱萘塔的塔板数为40-55；

c)与b)中的脱萘塔的塔顶采出口依次连接的结晶箱。

9.根据权利要求8所述的装置，其中，该装置还包括：

d)所述脱萘塔的塔底采出口依次连接的脱色塔或脱色釜中，其中，

在脱色塔的情况下，所述脱色塔包括脱色塔中部进料口，脱色塔塔釜再沸器，脱色塔塔顶冷凝器，脱色塔塔顶采出口，脱色塔塔底采出口，脱色塔减压泵，该脱色塔的塔板数为10-25；

在脱色釜的情况下，该脱色釜包含加热套，冷凝器。

10.根据权利要求8或9所述的装置，其中，

所述a)采用一个蒸馏塔；

所述d)采用脱色釜。