CN111320999A - 一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法 - Google Patents

一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法，所述的焦油组分分离系统包括依次连接的分级冷凝单元和精馏单元；所述的分级冷凝单元包括依次串联的至少两个冷凝模块。本发明提供的焦油组分分离系统利用煤炭、生物质等有机固体燃料，或市政污泥、厨余垃圾等有机固体废弃物热解时产生的高温油气产物进行分级冷凝，并对末端未冷凝的气相组分进行精馏操作，可以同时获得较高的轻油回收率和较高的轻油纯度，尤其是所得水相产物集中分布于一段馏分，且水相中的有机物含量极低，有利于简化有机废水的后续处理工艺并降低废水处理负荷。

Description

一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法
技术领域
本发明属于焦油组分分离技术领域，涉及一种焦油组分分离系统及分离方法，尤其涉及一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法。
背景技术
煤炭属于传统化石燃料，通过热解转化可以获得半焦和高温油气。进一步通过焦油加工，可以从中获得许多高价值化学品，也可以通过焦油加氢生产车用燃料。因此，在石油储量少而煤炭资源丰富的国家和地区，煤炭热解技术的开发和利用具有重要意义。与石油相比，煤热解焦油的组成更加复杂且粉尘含量较高，由此决定了更加复杂的煤焦油炼制工艺。传统焦化行业中，普遍采用的热解高温油气先喷淋冷凝，实现气、水、油分离后，再对焦油进行精馏分离的方法，存在水相有机质含量较高且冷物料的精馏能耗较高弊端。近年来，分级冷凝因具有可对焦油馏分进行在线分离并可回收高温油气显热的技术优势而受到广泛关注。
分级冷凝技术是在高温油气冷凝过程中，通过分阶段降温以获得不同沸程馏分的焦油组分分离方法。然而，由于高温油气产物中不凝气和高温水气对焦油蒸汽的稀释效应明显，焦油组分分压降低，各焦油组分与常压下的组分冷凝特性差异较大；加之分级冷凝体系的影响因素复杂，梯级温度配伍、产物中的不凝气占比、焦油组成等因素均可影响焦油组分分离效果，通过分级冷凝进行焦油组分分离的技术实现难度较高。
目前，针对分级冷凝的研究主要集中于生物质热解体系。原因在于，生物质热解产物的热稳定性较差，热解液冷凝后再加热精馏方法极易导致大量结焦和组分丢失，因此通过梯级降温实现冷凝过程中的焦油组分分离具有明显优势。然而，由于生物油成分复杂，通过单纯分级冷凝仅能实现对焦油馏分的粗略切割，焦油组分分离效果欠佳。相对而言，针对煤焦油体系的分级冷凝研究极少，这可能与煤焦油加工技术较为成熟，技术创新动力不足有关。
分级冷凝虽有节能降耗优势，但单纯的分级冷凝技术并不能替代组分的精馏分离。研究显示，固体燃料热解体系中，单纯分级冷凝工艺下(多级串联管壳式换热器)，最后一级冷凝单元中的轻油回收率与轻油质量分率呈反向变化，提高前一级冷凝温度时，最后一级轻油回收率提高但轻油含量降低，即轻油回收率提高以轻油纯度降低为代价，两者难以兼顾。主要原因在于，多级串联冷凝系统中的任一冷凝单元仅相当于一个蒸馏釜或精馏塔中的一块塔板，焦油组分分离效率较低。另一方面，多级串联换热器受到场地面积限制，不宜大量设置，因此难以实现高效的焦油组分分离。此外，分级冷凝所得水相体系分布于多个冷凝单元，导致有机废水的后续处理工艺较为复杂，并且从热解水所含有机组分含量看，分级冷凝条件下，水相中的有机物含量较高。
综上可知，一方面传统焦化工业中先冷凝再加热精馏的方法能耗较高；另一方面由于生物油、煤焦油成分复杂，单纯分级冷凝仅能实现对焦油馏分的粗略切割，焦油组分分离效果欠佳，并且水相产物分布于多个冷凝单元中，不利于下游有机废水处理工艺的简化。此外，热解所得高温油气产物无论采用先冷凝再精馏或是单纯分级冷凝方法进行处理，均存在所得水相产物中有机质含量较高的弊端。鉴于此，有必要提出可以同时兼顾轻质焦油回收率和轻油纯度，并有利于降低水相有机物含量的方法。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法，本发明提供的焦油组分分离系统利用煤炭、生物质等有机固体燃料，或市政污泥、厨余垃圾等有机固体废弃物热解时产生的高温油气产物进行分级冷凝，并对末端未冷凝的气相组分进行精馏操作，可以同时获得较高的轻油回收率和较高的轻油纯度，尤其是所得水相产物集中分布于一段馏分，且水相中的有机物含量极低，有利于简化有机废水的后续处理工艺并降低废水处理负荷。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统，所述的焦油组分分离系统包括依次连接的分级冷凝单元和精馏单元。
所述的分级冷凝单元包括依次串联的至少两个冷凝模块。
本发明提供的焦油组分分离系统利用煤炭、生物质等有机固体燃料，或市政污泥、厨余垃圾等有机固体废弃物热解时产生的高温油气产物进行分级冷凝，并对末端未冷凝的气相组分进行精馏操作，可以同时获得较高的轻油回收率和较高的轻油纯度，尤其是所得水相产物集中分布于一段馏分，且水相中的有机物含量极低，有利于简化有机废水的后续处理工艺并降低废水处理负荷。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的冷凝模块包括依次连接的冷凝装置和气液分离装置。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的分级冷凝单元包括依次串联的第一冷凝模块和第二冷凝模块。
优选地，所述的第一冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第一冷凝装置和第一气液分离装置。
优选地，所述的第二冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第二冷凝装置和第二气液分离装置。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的精馏单元包括精馏装置。
优选地，所述的精馏装置的塔顶沿物料流向依次连接塔顶冷凝装置和塔顶气液分离装置；
优选地，所述的塔顶气液分离装置的液相出口连接油水分离装置。
优选地，所述的精馏装置塔釜连接塔釜冷凝装置。
第二方面，本发明提供了一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离方法，采用如第一方面所述的焦油组分分离系统对有机固体原料热解所得高温油气产物依次进行分级冷凝和精馏。
所述的焦油组分分离方法包括：
有机固体原料热解所得高温油气产物通入分级冷凝单元，经多级冷凝模块分阶段冷凝，收集各级冷凝模块分离出的冷凝组分，末段冷凝模块排出的未冷凝组分通入精馏单元，精馏得到不同馏分的油相、水相和不凝气。
针对传统焦油冷凝工艺中，先冷凝再加热精馏所带来的能耗增加和水相有机物含量较高等工艺问题，以及单纯分级冷凝技术下的焦油组分分离效果欠佳，轻油回收率与轻油纯度无法同时兼顾，且水相有机质含量较高，不利于降低有机废水处理负荷的弊端，本发明提出了一种将分级冷凝与精馏相结合的焦油组分分离方法，通过该方法可以同时兼顾轻油回收率和轻油纯度的提高，并可将水相富集于一段馏分且水相有机物含量极低。为达此目的，需对分级冷凝的工艺参数和操作条件，分级冷凝与精馏接口处的组成和温度配合，以及精馏条件进行合理控制。
需要说明的是，在本发明中，进料为有机固体原料热解得到的高温油气产物，只对油气产物的温度状态加以限制，对热解条件不作要求，既可以是高温热解(800～1000℃)得到的高温油气产物，也可以是中低温热解(400～800℃)得到的高温油气产物，经热解后得到的油气产物的温度通常不低于400℃。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的焦油组分分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)有机固体原料热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置换热冷凝和第一气液分离装置分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置换热冷凝和第二气液分离装置分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置，精馏后的塔顶馏分经塔顶冷凝装置换热冷凝后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置分离得到水相和油相；精馏后的塔釜馏分经塔釜冷凝装置冷凝后收集。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅰ)中，所述的有机固体原料为有机固体燃料和/或有机固体废弃物。
优选地，所述的有机固体燃料包括煤炭和/或生物质。
优选地，所述的有机固体废弃物包括市政污泥和/或厨余垃圾。
优选地，所述的高温油气产物中不凝气的质量分数为30～40wt％，例如可以是30wt％、31wt％、32wt％、33wt％、34wt％、35wt％、36wt％、37wt％、38wt％、39wt％或40wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的第一冷凝装置的出口温度为250～260℃，例如可以是250℃、251℃、252℃、253℃、254℃、255℃、256℃、257℃、258℃、259℃或260℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，经第一气液分离装置分离得到的第一冷凝组分为沥青质。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅱ)中，所述的第二冷凝装置的出口温度为150～160℃，例如可以是151℃、152℃、153℃、154℃、155℃、156℃、157℃、158℃、159℃或160℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，经第二气液分离装置分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分。
优选地，所述的重质焦油馏分中包括稠环烃。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅲ)中，所述的精馏装置的进料温度为150～160℃，例如可以是151℃、152℃、153℃、154℃、155℃、156℃、157℃、158℃、159℃或160℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为6～11，例如可以是6、7、8、9、10或11，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置的进料位置为第3～5块塔板，例如可以是第3块、第4块或第5块，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置的塔顶回流比为0.3～0.8，例如可以是0.3、0.4、0.5、0.6、0.7或0.8，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为6时，从精馏装置的第3块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.8。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为7时，从精馏装置的第3块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.7。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为8时，从精馏装置的第4块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.6。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为9时，从精馏装置的第4块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.5。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为10时，从精馏装置的第5块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.4。
优选地，所述的精馏装置的塔板数为11时，从精馏装置的第5块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.3。
优选地，所述的精馏装置塔顶的出液温度为77～87℃，例如可以是77℃、78℃、79℃、80℃、81℃、82℃、83℃、84℃、85℃、86℃或87℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置塔釜的出液温度为183～193℃，例如可以是183℃、184℃、185℃、186℃、187℃、188℃、189℃、190℃、191℃、192℃或193℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，经油水分离装置分离得到的油相为轻质焦油馏分。
优选地，所述的轻质焦油馏分中包括小分子链烃和/或芳烃。
优选地，所述的小分子链烃包括己烷和/或庚烷。
优选地，所述的芳烃包括苯和/或甲苯。
优选地，所述的精馏后的塔釜馏分经塔釜冷凝装置冷凝后得到中质焦油馏分。
优选地，所述的中质焦油馏分中包括酚系物。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的精馏装置的塔顶油相轻质焦油馏分的回收率≥90％(相对于轻油总质量)，例如可以是90％、90.5％、91％、91.5％、92％、92.5％、93％、93.5％、94％、94.5％、95％、95.5％、96％、96.5％、97％、97.5％、98％、98.5％、99％或99.5％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的精馏装置的塔顶油相馏分中轻质焦油馏分的质量分数≥98wt％(相对于塔顶油相质量)，例如可以是98wt％、98.1wt％、98.2wt％、98.3wt％、98.4wt％、98.5wt％、98.6wt％、98.7wt％、98.8wt％、98.9wt％、99.0wt％、99.1wt％、99.2wt％、99.3wt％、99.4wt％、99.5wt％、99.6wt％、99.7wt％、99.8wt％或99.9wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的油水分离装置分离得到的水相中有机物的质量分数＜1wt％(相对于水相质量)，例如可以是0.1wt％、0.2wt％、0.3wt％、0.4wt％、0.5wt％、0.6wt％、0.7wt％、0.8wt％或0.9wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
示例性地，采用本发明提供的焦油组分分离系统对有机固体燃料和/或有机固体废弃物热解所得高温油气产物依次进行分离冷凝和精馏，实现焦油组分分离。具体的处理方法包括如下步骤：
(Ⅰ)有机固体燃料和/或有机固体废弃物的高温油气产物进入第一冷凝模块，高温油气产物中不凝气的质量分数为30～40wt％，依次经第一冷凝装置换热冷凝和第一气液分离装置分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分，第一冷凝装置的出口温度为250～260℃，经第一气液分离装置分离得到的第一冷凝组分为沥青质；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置换热冷凝和第二气液分离装置分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分，第二冷凝装置的出口温度为150～160℃，经第二气液分离装置分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分，重质焦油馏分中包括稠环烃；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置，精馏装置的进料温度为150～160℃，精馏装置的塔板数为6～11，进料位置为第3～5块塔板，精馏装置的塔顶回流比为0.3～0.8；精馏后的塔顶出液温度为77～87℃，塔顶馏分经塔顶冷凝装置换热冷凝后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置分离得到水相和油相，油相为富含己烷、庚烷、苯和甲苯等小分子链烃和芳烃的轻质焦油馏分；精馏后的塔釜出液温度为183～193℃，塔釜馏分经塔釜冷凝装置冷凝后收集得到富含酚系物的中质焦油馏分。
所述系统是指设备系统、装置系统或生产装置。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
本发明提供的焦油组分分离系统利用煤炭、生物质等有机固体燃料，或市政污泥、厨余垃圾等有机固体废弃物热解时产生的高温油气产物进行分级冷凝，并对末端未冷凝的气相组分进行精馏操作，可以同时获得较高的轻油回收率和较高的轻油纯度，尤其是所得水相产物集中分布于一段馏分，且水相中的有机物含量极低，有利于简化有机废水的后续处理工艺并降低废水处理负荷。
附图说明
图1为本发明实施例1提供的焦油组分分离系统的结构示意图。
其中，1-第一冷凝装置；2-第一气液分离装置；3-第二冷凝装置；4-第二气液分离装置；5-精馏装置；6-塔顶冷凝装置；7-塔釜冷凝装置；8-塔顶气液分离装置；9-油水分离装置。
具体实施方式
需要理解的是，在本发明的描述中，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
需要说明的是，在本发明的描述中，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
在一个具体实施方式中，本发明提供了一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统，所述的焦油组分分离系统包括依次连接的分级冷凝单元和精馏单元，其中，分级冷凝单元包括串联的至少两个冷凝模块。
具体地，冷凝模块包括依次连接的冷凝装置和气液分离装置。精馏单元包括精馏装置，精馏装置的塔顶沿物料流向依次连接塔顶冷凝装置和塔顶气液分离装置，塔顶气液分离装置的液相出口连接油水分离装置。精馏装置的塔釜沿物料流向连接塔釜冷凝装置。
实施例1
本实施例提供了一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统，所述的焦油组分分离系统包括依次连接的分级冷凝单元和精馏单元。
分级冷凝单元包括依次串联的第一冷凝模块和第二冷凝模块，第一冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第一冷凝装置1和第一气液分离装置2，第二冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第二冷凝装置3和第二气液分离装置4。
精馏单元包括精馏装置5，精馏装置5的塔顶沿物料流向依次连接塔顶冷凝装置6和塔顶气液分离装置8，塔顶气液分离装置8的液相出口连接油水分离装置9。精馏装置5的塔釜沿物料流向连接塔釜冷凝装置7。
实施例2
采用实施例1提供的焦油组分分离系统对煤热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物和热解油在总产物中的质量占比分别为34％，33％，33％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)煤热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置1换热冷凝和第一气液分离装置2分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分，第一冷凝装置1的出口温度为260℃，经第一气液分离装置2分离得到的第一冷凝组分为沥青质；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置3换热冷凝和第二气液分离装置4分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分，第二冷凝装置3的出口温度为150℃，经第二气液分离装置4分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分，重质焦油馏分中包括稠环烃；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置5，精馏装置5的进料温度为150℃，精馏装置5的塔板数为6，进料位置为第3块塔板，精馏装置5的塔顶回流比为0.8；精馏后的塔顶出液温度为87℃，塔顶馏分经塔顶冷凝装置6换热冷凝至20℃后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置9分离得到水相和油相，油相为富含己烷、庚烷、苯和甲苯等小分子链烃和芳烃的轻质焦油馏分；精馏后的塔釜出液温度为183℃，塔釜馏分经塔釜冷凝装置7冷凝至20℃后收集得到富含酚系物的中质焦油馏分。
精馏装置5的塔顶油相中轻质焦油馏分的回收率为93.2％(相对于轻油总质量)，精馏装置5的塔顶馏分中轻质焦油馏分的质量分数98.2％(相对于塔顶油相质量)。水相产物仅存在于精馏塔塔顶冷凝液中，其他各馏分中无独立水相，水相中的有机物质量占比为0.3％(相对于水相质量)。
实施例3
采用实施例1提供的焦油组分分离系统对秸秆生物质热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物、热解油在总产物中的质量占比分别为40％，35％，25％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)秸秆生物质热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置1换热冷凝和第一气液分离装置2分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分，第一冷凝装置1的出口温度为250℃，经第一气液分离装置2分离得到的第一冷凝组分为沥青质；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置3换热冷凝和第二气液分离装置4分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分，第二冷凝装置3的出口温度为160℃，经第二气液分离装置4分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分，重质焦油馏分中包括稠环烃；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置5，精馏装置5的进料温度为160℃，精馏装置5的塔板数为11，进料位置为第5块塔板，精馏装置5的塔顶回流比为0.3；精馏后的塔顶出液温度为77℃，塔顶馏分经塔顶冷凝装置6换热冷凝至20℃后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置9分离得到水相和油相，油相为富含己烷、庚烷、苯和甲苯等小分子链烃和芳烃的轻质焦油馏分；精馏后的塔釜出液温度为193℃，塔釜馏分经塔釜冷凝装置7冷凝至20℃后收集得到富含酚系物的中质焦油馏分。
精馏装置5的塔顶油相中轻质焦油馏分的回收率为91.8％(相对于轻油总质量)，精馏装置5的塔顶馏分中轻质焦油馏分的质量分数99.3％(相对于塔顶油相质量)。水相产物仅存在于精馏塔塔顶冷凝液中，其他各馏分中无独立水相，水相中的有机物质量占比为0.7％(相对于水相质量)。
实施例4
采用实施例1提供的焦油组分分离系统对干化污泥热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物、热解油在总产物中的质量占比分别为30％，55％，15％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)干化污泥热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置1换热冷凝和第一气液分离装置2分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分，第一冷凝装置1的出口温度为255℃，经第一气液分离装置2分离得到的第一冷凝组分为沥青质；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置3换热冷凝和第二气液分离装置4分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分，第二冷凝装置3的出口温度为155℃，经第二气液分离装置4分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分，重质焦油馏分中包括稠环烃；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置5，精馏装置5的进料温度为155℃，精馏装置5的塔板数为8，进料位置为第4块塔板，精馏装置5的塔顶回流比为0.6；精馏后的塔顶出液温度为82℃，塔顶馏分经塔顶冷凝装置6换热冷凝至20℃后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置9分离得到水相和油相，油相为富含己烷、庚烷、苯和甲苯等小分子链烃和芳烃的轻质焦油馏分；精馏后的塔釜出液温度为188℃，塔釜馏分经塔釜冷凝装置7冷凝至20℃后收集得到富含酚系物的中质焦油馏分。
精馏装置5的塔顶油相中轻质焦油馏分的回收率为92.0％(相对于轻油总质量)，精馏装置5的塔顶馏分中轻质焦油馏分的质量分数98.8％(相对于塔顶油相质量)。水相产物仅存在于精馏塔塔顶冷凝液中，其他各馏分中无独立水相，水相中的有机物质量占比为0.4％(相对于水相质量)。
实施例5
采用实施例1提供的焦油组分分离系统对干化厨余垃圾热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物、热解油在总产物中的质量占比分别为40％，40％，20％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)干化厨余垃圾热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置1换热冷凝和第一气液分离装置2分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分，第一冷凝装置1的出口温度为258℃，经第一气液分离装置2分离得到的第一冷凝组分为沥青质；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置3换热冷凝和第二气液分离装置4分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分，第二冷凝装置3的出口温度为153℃，经第二气液分离装置4分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分，重质焦油馏分中包括稠环烃；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置5，精馏装置5的进料温度为153℃，精馏装置5的塔板数为10，进料位置为第5块塔板，精馏装置5的塔顶回流比为0.4；精馏后的塔顶出液温度为80℃，塔顶馏分经塔顶冷凝装置6换热冷凝至20℃后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置9分离得到水相和油相，油相为富含己烷、庚烷、苯和甲苯等小分子链烃和芳烃的轻质焦油馏分；精馏后的塔釜出液温度为190℃，塔釜馏分经塔釜冷凝装置7冷凝至20℃后收集得到富含酚系物的中质焦油馏分。
精馏装置5的塔顶油相中轻质焦油馏分的回收率为92.1％(相对于轻油总质量)，精馏装置5的塔顶馏分中轻质焦油馏分的质量分数99.1％(相对于塔顶油相质量)。水相产物仅存在于精馏装置5塔顶冷凝液中，其他各馏分中无独立水相，水相中的有机物质量占比为0.5％(相对于水相质量)。
对比例1
本对比例采用先冷凝后精馏的焦油组分分离工艺对煤热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物、热解油在总产物中的质量占比分别为34％，33％，33％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)通过喷淋方式直接对煤热解所得高温油气冷凝降温至20℃，再经气液分离和油水分离，分别得到热解气、焦油和水相产物。
(Ⅱ)步骤(Ⅰ)得到的焦油经精馏处理，精馏装置的塔板数为12，进料为第6块塔板，精馏装置的塔顶回流比为0.9，塔顶出液温度为77℃，塔釜出液温度为203℃。塔顶馏分中以己烷、庚烷、苯、甲苯为主要组分的轻油回收率为92.8％(相对于轻油总质量)，塔顶馏分中的轻油质量占比99.3％(相对于塔顶油相质量)。
尽管该工艺可以实现轻油组分在塔顶馏分的高度富集，但塔底釜液组分非常复杂，包含了除轻油组分之外的所有其他组分，如以酚系物为主要组分的中质焦油、以稠环烃为主要组分的重质焦油质、沥青质、非酚含氧或杂原子组分等，且组分含量相近；水相中的有机物质量占比为10.2％(相对于水相质量)。
对比例2
本对比例采用单纯分级冷凝工艺对煤热解所得高温油气产物(不凝气、水相产物、热解油在总产物中的质量占比分别为34％，33％，33％)进行焦油组分分离，所述的分离方法具体包括如下步骤：
通过四级管壳式换热器梯级降温至260℃、150℃、77℃、20℃，其中前两级冷凝单元所得馏分分别为沥青质和以稠环烃为主要组分的重质焦油，第三级冷凝单元和第四级冷凝单元中的液体产物均包括油、水两相体系。第三级油相和第四级油相中均同时含有酚系物、稠环烃和轻油组分，其中第三级油相中酚系物含量相对较高，第四级油相中轻油含量相对较高。第四级油相中以己烷、庚烷、苯、甲苯为主要组分的轻油回收率为45.6％(相对于轻油总质量)，第四级油相中的轻油质量占比90.3％(相对于第四级油相质量)。水相中的有机物质量占比为10.8％(相对于水相质量)。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统，其特征在于，所述的焦油组分分离系统包括依次连接的分级冷凝单元和精馏单元；
所述的分级冷凝单元包括依次串联的至少两个冷凝模块。
2.根据权利要求1所述的焦油组分分离系统，其特征在于，所述的冷凝模块包括依次连接的冷凝装置和气液分离装置。
3.根据权利要求1或2所述的焦油组分分离系统，其特征在于，所述的分级冷凝单元包括依次串联的第一冷凝模块和第二冷凝模块；
优选地，所述的第一冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第一冷凝装置和第一气液分离装置；
优选地，所述的第二冷凝模块沿物料流向包括依次连接的第二冷凝装置和第二气液分离装置。
4.根据权利要求1-3任一项所述的焦油组分分离系统，其特征在于，所述的精馏单元包括精馏装置；
优选地，所述的精馏装置的塔顶沿物料流向依次连接塔顶冷凝装置和塔顶气液分离装置；
优选地，所述的塔顶气液分离装置的液相出口连接油水分离装置；
优选地，所述的精馏装置塔釜连接塔釜冷凝装置。
5.一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离方法，其特征在于，采用权利要求1-4任一项所述的焦油组分分离系统对有机固体原料热解所得高温油气产物依次进行分级冷凝和精馏；
所述的焦油组分分离方法包括：
有机固体原料热解所得高温油气产物通入分级冷凝单元，经多级冷凝模块分阶段冷凝，收集各级冷凝模块分离出的冷凝组分，末段冷凝模块排出的未冷凝组分通入精馏单元，精馏得到不同馏分的油相、水相和不凝气。
6.根据权利要求5所述的焦油组分分离方法，其特征在于，所述的焦油组分分离方法具体包括如下步骤：
(Ⅰ)有机固体原料热解所得高温油气产物进入第一冷凝模块，依次经第一冷凝装置换热冷凝和第一气液分离装置分离后得到第一冷凝组分和第一未冷凝组分；
(Ⅱ)回收第一冷凝组分，将第一未冷凝组分通入第二冷凝模块，依次经第二冷凝装置换热冷凝和第二气液分离装置分离后得到第二冷凝组分和第二未冷凝组分；
(Ⅲ)回收第二冷凝组分，将第二未冷凝组分通入精馏装置，精馏后的塔顶馏分经塔顶冷凝装置换热冷凝后进入气液分离装置，气液分离得到不凝气和液相产物，液相产物通入油水分离装置分离得到水相和油相；精馏后的塔釜馏分经塔釜冷凝装置冷凝后收集。
7.根据权利要求6所述的焦油组分分离方法，其特征在于，步骤(Ⅰ)中，所述的有机固体原料为有机固体燃料和/或有机固体废弃物；
优选地，所述的有机固体燃料包括煤炭和/或生物质；
优选地，所述的有机固体废弃物包括市政污泥和/或厨余垃圾；
优选地，所述的高温油气产物中不凝气的质量分数为30～40wt％；
优选地，所述的第一冷凝装置的出口温度为250～260℃；
优选地，经第一气液分离装置分离得到的第一冷凝组分为沥青质。
8.根据权利要求6或7所述的焦油组分分离方法，其特征在于，步骤(Ⅱ)中，所述的第二冷凝装置的出口温度为150～160℃；
优选地，经第二气液分离装置分离得到的第二冷凝组分为重质焦油馏分；
优选地，所述的重质焦油馏分中包括稠环烃。
9.根据权利要求6-8任一项所述的焦油组分分离方法，其特征在于，步骤(Ⅲ)中，所述的精馏装置的进料温度为150～160℃；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为6～11；
优选地，所述的精馏装置的进料位置为第3～5块塔板；
优选地，所述的精馏装置的塔顶回流比为0.3～0.8；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为6时，从精馏装置的第3块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.8；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为7时，从精馏装置的第3块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.7；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为8时，从精馏装置的第4块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.6；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为9时，从精馏装置的第4块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.5；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为10时，从精馏装置的第5块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.4；
优选地，所述的精馏装置的塔板数为11时，从精馏装置的第5块塔板进料，精馏装置的塔顶回流比为0.3；
优选地，所述的精馏装置塔顶的出液温度为77～87℃；
优选地，所述的精馏装置塔釜的出液温度为183～193℃；
优选地，经油水分离装置分离得到的油相为轻质焦油馏分；
优选地，所述的轻质焦油馏分中包括小分子链烃和/或芳烃；
优选地，所述的小分子链烃包括己烷和/或庚烷；
优选地，所述的芳烃包括苯和/或甲苯；
优选地，所述的精馏后的塔釜馏分经塔釜冷凝装置冷凝后得到中质焦油馏分；
优选地，所述的中质焦油馏分中包括酚系物。
10.根据权利要求5-9任一项所述的焦油组分分离方法，其特征在于，所述的精馏装置的塔顶油相轻质焦油馏分的回收率≥90wt％；
优选地，所述的精馏装置的塔顶油相馏分中轻质焦油馏分的质量分数≥98wt％；
优选地，所述的油水分离装置分离得到的水相中有机物的质量分数＜1wt％。
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