CN112933633A - 一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精制方法 - Google Patents

一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精制方法 Download PDF

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Abstract

本发明属煤焦油洗油分离技术领域，为克服洗油能耗高，生产率低等问题，提供一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精制方法。用醇基燃料为能源的导热油炉加热，为管式加热炉提供热能，通过负压连续蒸馏，对洗油富含组分分离，分别得到甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴。通过负压连续蒸馏，对洗油进行富含量组分的分离，得到煤化工深加工原料甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴，提高了洗油的利用率；本发明充分将萘、苊、氧芴、芴等结晶物提取，将萘组分含量降低至1%以下，三组分的含量降低至5%以下，可将洗油的结晶温度降低至0℃以下，提高洗油在煤气净化中的利用率的同时，提高粗苯生产率；将洗油利用率提高30%以上。

Description

一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精 制方法
技术领域
本发明属于煤焦油洗油分离技术领域，具体涉及一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精制方法。
背景技术
目前国内受环保政策的影响，部分不达环保要求的焦炉被取缔，焦化整体产能下降，从而导致煤焦油的紧张。洗油作为煤焦油分离的重要组分之一，也出现了供应紧张的局面，而洗油中富含280多种化工元素，其中可利用的化工元素就达100多种，在化工领域具有重要的作用。而提高洗油的利用率成为了当下的当务之急。
目前，国内洗油除部分用作焦化厂从煤气中提取粗苯，其余作为烧火油使用，造成了资源的浪费。国内洗油加工行业，多为常压及正压蒸馏分离工艺，该工艺对能源的耗费较大，受压力控制的限制，生产率低，难以实现洗油的连续分离精制。
发明内容
本发明为了克服目前洗油能耗高，生产率低等的问题，提供了一种煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置及煤焦油洗油分离精制方法。
本发明由如下技术方案实现的：一种煤焦油洗油分离精制方法，采用醇基燃料为能源的导热油炉加热，为管式加热炉提供热能，通过负压连续蒸馏，对洗油富含组分进行分离，分别得到煤化工深加工原料甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴。
具体方法为：
（1）初分离，得到萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油：
原料洗油从原料洗油储罐经预热器I预热后送入管式炉I中加热，同时管式炉I内加入导热油；导热油经管式炉I加热后，回油送入蒸馏塔I底部为蒸馏塔I提供热源；蒸馏塔I底部降温后的导热油输送回管式炉I后通过预热器送出；
管式炉I内洗油经加热进入蒸馏塔I后加热为蒸馏油气，蒸馏油气自通过油气管道进入蒸馏塔I，蒸馏塔I自上而下依次采出各馏分：萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油、重质洗油；
各馏分采出后分别通过对应的冷凝器I冷却至液态，再分别通过对应的回流比控制器I，依据各馏分的质量指标控制各馏分的馏出量，馏出馏分分别进入对应的气液分离器I，气液分离器I中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵I，真空泵I中的尾
.气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器I下段通过管线分别进入对应的储罐；萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油的储罐内分别为成品；
重质洗油送入储罐后继续作为后续加工原料：重质洗油通过与重质洗油储罐依次连接的热油泵、预热器II送入下一步管式炉II中加热；
（2）再分离精制，得到工业苊、工业氧芴、工业芴：
管式炉II内继续同时通入导热油作为热源，管式炉II中的热油通过管道送入蒸馏塔II进行进一步分离，油气分别依次进入各自对应的冷凝器II冷却，然后通过回流比控制器II送入气液分离器II；
气液分离器II中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵II，真空泵II中的尾气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器II下段通过管线分别进入对应的结晶釜：苊结晶釜、氧芴结晶釜、芴结晶釜，结晶釜上各自对应连接溶剂，结晶釜内加入各自对应溶剂，结晶后分别依次排入离心机分离，分别得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴湿品；将工业苊、工业氧芴、工业芴湿品分别加入双锥干燥机，脱溶剂干燥，得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴；
离心机中分离出的母液分别进入各自的母液储罐，母液储罐中的母液通过泵送入蒸馏系统的蒸馏釜，进行负压蒸馏分离溶剂，分离出的溶剂分别进入溶剂储罐中，蒸馏后的残夜进入残夜储罐，与渣油储罐中渣油混合后作为残油；
溶剂的蒸馏系统由蒸汽加热，蒸馏出的溶剂蒸汽经过冷却器冷却后通过气液分离器，液体送入溶剂储罐，真空气体尾气通过真空泵送入挥发性有机物处理装置。
所述一次分离中：管式炉I内温度为260-270℃；
冷凝器I采出温度依次为205-210℃、220-223℃、240-245℃、255-260℃、265-270℃。
所述二次分离中：管式炉II内温度为300-310℃；
冷凝器II采出温度依次为258-260℃、270-272℃、282-285℃。
用于实现所述煤焦油洗油分离精制方法的煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，包括初分离系统、再分离精制系统和尾气处理装置，初分离系统与再分离精制系统的尾气连接尾气处理装置；
所述初分离系统包括原料预处理装置、初分离装置、初分离馏分收集系统；其中：原料预处理装置为原料洗油储罐通过预热器I与管式炉I连接，导热油罐I连接管式炉I；原料洗油储罐与预热器I之间还设置有油泵；
初分离装置为与管式炉I出口连接的蒸馏塔I；蒸馏塔I为5层，底部与管式炉I连接，蒸馏塔I从上而下依次为萘油塔、混合甲基萘塔、脱苯洗油塔、中质洗油塔、重质洗油塔，各塔的顶部分别通过冷凝器I、回流比控制器I与气液分离器I连接；冷凝器I通过管线连接冷却水塔I；气液分离器I内部设置冷却装置，气液分离器I上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器I与真空泵I连接，真空泵I的真空尾气连接尾气处理装置；
初分离馏分收集系统为通过管线与气液分离器I底部连接的萘油收集储罐、混合甲基萘收集储罐、脱苯洗油收集储罐、中质洗油收集储罐、重质洗油收集储罐；
所述再分离精制系统为再分离料预处理装置、再分离装置、终馏分收集系统、二次蒸馏处理系统；
其中：再分离料预处理装置为重质洗油收集储罐和导热油罐II通过预热器II与管式炉II连接，重质洗油收集储罐与预热器II之间还设置有热油泵；
再分离装置为与管式炉II出口连接的蒸馏塔II；蒸馏塔II为3层，底部与管式炉II连接，蒸馏塔II从上而下依次为工业苊塔、工业氧芴塔、工业芴塔，各塔的顶部分别通过冷凝器II、回流比控制器II与气液分离器II连接；冷凝器II通过管线连接冷却水塔II；气液分离器II内部设置冷却装置，气液分离器II上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器II与真空泵II连接，真空泵II的真空尾气连接尾气处理装置；蒸馏塔II底部连接渣油储罐；
终馏分收集系统为通过管线与气液分离器II底部连接的工业苊结晶釜、工业氧芴结晶釜、工业芴结晶釜，工业苊结晶釜、工业氧芴结晶釜和工业芴结晶釜上分别连接溶剂储罐I；工业苊结晶釜、工业氧芴结晶釜和工业芴结晶釜底部分别通过离心机与工业苊双锥干燥机、工业氧芴双锥干燥机、工业芴双锥干燥机连接；离心机顶部分别连接母液储罐；母液储罐出液口通过液泵分别与二次蒸馏处理系统的蒸馏釜入口连接；
蒸馏釜顶部设置蒸馏塔III，蒸馏塔III顶部通过冷却器与气液分离器III连接，冷却器通过管线与冷却水塔III连接；气液分离器III顶部通过负压控制器III与真空泵III连接；气液分离器III底部分别连接溶剂储罐II；蒸馏釜出口连接残液储罐，残液储罐连接渣油储罐。
所述管式炉为以醇基燃料为能源的导热油炉。
所述尾气处理装置为挥发性有机物VOCs尾气处理装置。
焦炉煤气中主要起吸收粗苯的作用，洗油可充分吸收煤气中富含的粗苯成分，而普通洗油中由于富含苊、氧芴、芴成分，部分焦油加工厂的洗油还含有不高于10%的萘成分，三组分在洗油中的含量普遍在20%-25%左右，这些成分在温度低于15℃时会形成结晶物，堵塞烟气管道，降低洗油的利用率，影响粗苯生产率的同时，形成安全隐患。
与现有技术相比，本发明通过负压连续蒸馏，对洗油进行富含量组分的分离，得到煤化工深加工原料甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴，提高了洗油的利用率；本发明充分将萘、苊、氧芴、芴等结晶物提取，将萘组分含量降低至1%以下，三组分的含量降低至5%以下，可将洗油的结晶温度降低至0℃以下，提高洗油在煤气净化中的利用率的同时，提高粗苯生产率；可将洗油利用率提高30%以上，本发明在蒸馏塔底增加加热装置，充分利用导热油的余热，补充馏分分离过程中造成的热量损耗，提高生产率的同时，降低能耗。在苊、氧芴、芴三组分的结晶提取过程中，率先采用溶剂提取法，一次即可将三种组分的含量提高至95%以上，国内现有工艺多为冷却过滤结晶法，存在重复加工，浪费能源的问题，生产率低。本发明采用溶剂回收，以蒸汽为加热源，利用负压控制系统，降低能耗的同时，提高溶剂的回收率，降低损耗。与常压溶剂蒸馏系统相比，可将溶剂沸点降低20-30℃，回收率提高20%。
附图说明
图1为所述初分离系统中原料预处理装置结构示意图；
图2为所述初分离系统中初分离装置与初分离馏分收集系统结构示意图；
图3再分离精制系统中再分离料预处理装置结构示意图；
图4为再分离装置结构与终馏分收集系统示意图；
图5为蒸馏釜二次蒸馏处理系统结构示意图。
图中：1-原料洗油储罐；2-导热油罐I；3-预热器I；4-管式炉I；5-油泵；6-蒸馏塔I；6.1-萘油塔；6.2-混合甲基萘塔；6.3-脱苯洗油塔；6.4-中质洗油塔；6.5-重质洗油塔；7-冷凝器I；7.1-萘油冷凝器；7.2-混合甲基萘冷凝器；7.3-脱苯洗油冷凝器；7.4-中质洗油冷凝器；7.5-重质洗油冷凝器；8-回流比控制器I；9-气液分离器I；10-负压控制器I；11-真空泵I；12-尾气处理装置；13-萘油收集储罐；14-混合甲基萘收集储罐；15-脱苯洗油收集储罐；16-中质洗油收集储罐；17-重质洗油收集储罐；18-冷却水塔I；
21-导热油罐II；22-预热器II；23-管式炉II；24-热油泵；25-蒸馏塔II；25.1-工业苊塔；25.2-工业氧芴塔；25.3-工业芴塔；26-冷凝器II；27-回流比控制器II；28-气液分离器II；29-冷却水塔II；30-负压控制器II；31-真空泵II；32-渣油储罐；
33-工业苊结晶釜；34-工业氧芴结晶釜；35-工业芴结晶釜；36-溶剂储罐I；37-离心机；38-工业苊双锥干燥机；39-工业氧芴双锥干燥机；40-工业芴双锥干燥机；41-母液储罐；42-蒸馏釜；43-蒸馏塔III；44-冷却器；45-气液分离器III；46-负压控制器III；47-真空泵III；48-溶剂储罐II；49-残液储罐；50-冷却水塔III。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例；基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1：一种煤焦油洗油分离精制方法，采用醇基燃料为能源的导热油炉加热，为管式加热炉提供热能，通过负压连续蒸馏，对洗油富含组分进行分离，分别得到煤化工深加工原料甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴。
具体方法为：
（1）初分离，得到萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油：
原料洗油从原料洗油储罐经预热器I预热后送入管式炉I中加热，同时管式炉I内加入导热油；导热油经管式炉I加热后，回油送入蒸馏塔I底部为蒸馏塔I提供热源；蒸馏塔I底部降温后的导热油输送回管式炉I后通过预热器送出；
管式炉I内洗油经加热进入蒸馏塔I后加热为蒸馏油气，蒸馏油气自通过油气管道进入蒸馏塔I，蒸馏塔I自上而下依次采出各馏分：萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油、重质洗油；
各馏分采出后分别通过对应的冷凝器I冷却至液态，再分别通过对应的回流比控制器I，依据各馏分的质量指标控制各馏分的馏出量，馏出馏分分别进入对应的气液分离器I，气液分离器I中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵I，真空泵I中的尾气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器I下段通过管线分别进入对应的储罐；萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油的储罐内分别为成品；
重质洗油送入储罐后继续作为后续加工原料：重质洗油通过与重质洗油储罐依次连接的热油泵、预热器II送入下一步管式炉II中加热；
（2）再分离精制，得到工业苊、工业氧芴、工业芴：
管式炉II内继续同时通入导热油作为热源，管式炉II中的热油通过管道送入蒸馏塔II进行进一步分离，油气分别依次进入各自对应的冷凝器II冷却，然后通过回流比控制器II送入气液分离器II；
气液分离器II中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵II，真空泵II中的尾气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器II下段通过管线分别进入对应的结晶釜：苊结晶釜、氧芴结晶釜、芴结晶釜，结晶釜上各自对应连接溶剂，结晶釜内加入各自对应溶剂，结晶后分别依次排入离心机分离，分别得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴湿品；将工业苊、工业氧芴、工业芴湿品分别加入双锥干燥机，脱溶剂干燥，得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴；
离心机中分离出的母液分别进入各自的母液储罐，母液储罐中的母液通过泵送入蒸馏系统的蒸馏釜，进行负压蒸馏分离溶剂，分离出的溶剂分别进入溶剂储罐中，蒸馏后的残夜进入残夜储罐，与渣油储罐中渣油混合后作为残油；
溶剂的蒸馏系统由蒸汽加热，蒸馏出的溶剂蒸汽经过冷却器冷却后通过气液分离器，液体送入溶剂储罐，真空气体尾气通过真空泵送入挥发性有机物处理装置。
初分离中：管式炉I内温度为260-270℃；冷凝器I采出温度依次为205-210℃、220-223℃、240-245℃、255-260℃、265-270℃。
再分离中：管式炉II内温度为300-310℃；冷凝器II采出温度依次为258-260℃、270-272℃、282-285℃。
用于实现所述煤焦油洗油分离精制方法的煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，包括初分离系统、再分离精制系统和尾气处理装置，初分离系统与再分离精制系统的尾气连接尾气处理装置；
所述初分离系统包括原料预处理装置、初分离装置、初分离馏分收集系统；其中：原料预处理装置为原料洗油储罐1通过预热器I 3与管式炉I 4连接，导热油罐I 2连接管式炉I 4；原料洗油储罐1与预热器I 3之间还设置有油泵5；
初分离装置为与管式炉I 4出口连接的蒸馏塔I 6；蒸馏塔I 6为5层，底部与管式炉I 4连接，蒸馏塔I从上而下依次为萘油塔6.1、混合甲基萘塔6.2、脱苯洗油塔6.3、中质洗油塔6.4、重质洗油塔6.5，各塔的顶部分别通过冷凝器I 7、回流比控制器I 8与气液分离器I 9连接；冷凝器I 7通过管线连接冷却水塔I 18；气液分离器I 9内部设置冷却装置，气液分离器I 9上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器I10与真空泵I 11连接，真空泵I11的真空尾气连接尾气处理装置12；
初分离馏分收集系统为通过管线与气液分离器I 9底部连接的萘油收集储罐13、混合甲基萘收集储罐14、脱苯洗油收集储罐15、中质洗油收集储罐16、重质洗油收集储罐17；
所述再分离精制系统为再分离料预处理装置、再分离装置、终馏分收集系统、二次蒸馏处理系统；
其中：再分离料预处理装置为重质洗油收集储罐17和导热油罐II 21通过预热器II 22与管式炉II 23连接，重质洗油收集储罐17与预热器II 22之间还设置有热油泵24；
再分离装置为与管式炉II 23出口连接的蒸馏塔II 25；蒸馏塔II 25为3层，底部与管式炉II 23连接，蒸馏塔II 25从上而下依次为工业苊塔25.1、工业氧芴塔25.2、工业芴塔25.3，各塔的顶部分别通过冷凝器II 26、回流比控制器II 27与气液分离器II 28连接；冷凝器II 26通过管线连接冷却水塔II 29；气液分离器II 28内部设置冷却装置，气液分离器II 28上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器II 30与真空泵II 31连接，真空泵II31的真空尾气连接尾气处理装置12；蒸馏塔II 25底部连接渣油储罐32；
终馏分收集系统为通过管线与气液分离器II 28底部连接的工业苊结晶釜33、工业氧芴结晶釜34、工业芴结晶釜35，工业苊结晶釜33、工业氧芴结晶釜34和工业芴结晶釜35上分别连接溶剂储罐I 36；工业苊结晶釜33、工业氧芴结晶釜34和工业芴结晶釜35底部分别通过离心机37与工业苊双锥干燥机38、工业氧芴双锥干燥机39、工业芴双锥干燥机40连接；离心机37顶部分别连接母液储罐41；母液储罐41出液口通过液泵分别与二次蒸馏处理系统的蒸馏釜42入口连接；
蒸馏釜42顶部设置蒸馏塔III 43，蒸馏塔III 43顶部通过冷却器44与气液分离器III 45连接，冷却器通过管线与冷却水塔III 50连接；气液分离器III 45顶部通过负压控制器III 46与真空泵III（47）连接；气液分离器III 45底部分别连接溶剂储罐II 48；蒸馏釜42出口连接残液储罐49，残液储罐49连接渣油储罐。
所述管式炉为以醇基燃料为能源的导热油炉。
所述尾气处理装置为挥发性有机物VOCs尾气处理装置。
该煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，使用时，初分离阶段：原料洗油自原料洗油储罐由油泵抽出，通过预热器I进入管式炉I中加热，导热油通过预热器I同时送入管式炉I中提供加热热源。
导热油经管式炉加热后，回油进入蒸馏塔I底部，给蒸馏塔I提供热源加热由上部蒸馏分离后剩余的馏分，进行二次加热，以补充蒸馏过程中的热损失，提高分离效率；从蒸馏塔I中退出的导热油通过预热器I，给原料洗油进行预热提供热量，充分利用回油的热量。
蒸馏油气自油气管道进入蒸馏塔I，自塔顶至塔底分别采出萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油、重质洗油；各馏分采出分别通过冷凝器I，冷却至液态，再分别通过回流比控制器I，依据质量指标控制各馏分的馏出量，馏出馏分分别进入气液分离器I，在气液分离器I内部设置冷却装置，以控制各馏分进入储罐的温度，降低有机气体挥发。
在气液分离器I上部设真空出口，增加负压控制器I，通过负压控制馏分的馏出速度；负压控制器I通过管道连接真空泵I，真空泵I尾气通过管道连接VOCs处理装置，实现清洁排放。气液分离器I中下部通过管线各自连接至萘油收集储罐、混合甲基萘收集储罐、脱苯洗油收集储罐、中质洗油收集储罐、重质洗油收集储罐；萘油、混合甲基萘、脱苯洗油和中质洗油作为产品外售，重质洗油作为后续加工原料。
再分离阶段：重质洗油馏分通过热油泵经过预热器II进入管式炉II中进行加热；管式炉II中热油通过管道进入蒸馏塔II中，进行分离，油气分别进入冷凝器II经冷却后，各自通过回流比控制器II分别进入气液分离器II中。
气液分离器II上部设置真空出口，气体分别经过负压控制器II通过真空管道进入真空泵II，真空尾气通过管道进入VOCs处理装置，实现清洁排放。
气液分离器II馏出馏分经管道分别进入各自的结晶釜，按比例分别加入对应的溶剂，经结晶后排入各自的离心机进行分离，分别得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴湿品；将工业苊、工业氧芴、工业芴湿品分别加入对应双锥干燥机，进行脱溶剂干燥，得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴。
离心机中分离出的母液进入对应的母液储罐，母液储罐中母液通过泵送入蒸馏釜，进行负压蒸馏分离溶剂，分理出的溶剂分别进入溶剂储罐中，蒸馏后的残夜进入残夜储罐，与渣油储罐中渣油进行混合后，以残油售出。
溶剂蒸汽加热，蒸馏出的溶剂蒸汽经冷却器冷却后，分别进入气液分离器III，气液分离器III与真空泵II通过管道连接，真空尾气通过管道送入VOCs处理装置进行净化后排出。
通过负压蒸馏可降低溶剂沸点，提高溶剂回收速率，提高生产率。VOCs处理装置，可实现废气的清洁排放，实现清洁生产。冷却水来源部分为锅炉水处理装置所排出废水，部分为新鲜自来水补充，不涉及废水排放。
最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

Claims (7)

1.一种煤焦油洗油分离精制方法，其特征在于：采用醇基燃料为能源的导热油炉加热，为管式加热炉提供热能，通过负压连续蒸馏，对洗油富含组分进行分离，分别得到煤化工深加工原料甲基萘、中质洗油、苊、氧芴、芴。
2.根据权利要求1所述的一种煤焦油洗油分离精制方法，其特征在于：具体方法为：
（1）初分离，得到萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油：
原料洗油从原料洗油储罐经预热器I预热后送入管式炉I中加热，同时管式炉I内加入导热油；导热油经管式炉I加热后，回油送入蒸馏塔I底部为蒸馏塔I提供热源；蒸馏塔I底部降温后的导热油输送回管式炉I后通过预热器送出；
管式炉I内洗油经加热进入蒸馏塔I后加热为蒸馏油气，蒸馏油气自通过油气管道进入蒸馏塔I，蒸馏塔I自上而下依次采出各馏分：萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油、重质洗油；
各馏分采出后分别通过对应的冷凝器I冷却至液态，再分别通过对应的回流比控制器I，依据各馏分的质量指标控制各馏分的馏出量，馏出馏分分别进入对应的气液分离器I，气液分离器I中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵I，真空泵I中的尾气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器I下段通过管线分别进入对应的储罐；萘油、混合甲基萘、脱苯洗油、中质洗油的储罐内分别为成品；
重质洗油送入储罐后继续作为后续加工原料：重质洗油通过与重质洗油储罐依次连接的热油泵、预热器II送入下一步管式炉II中加热；
（2）再分离精制，得到工业苊、工业氧芴、工业芴：
管式炉II内继续同时通入导热油作为热源，管式炉II中的热油通过管道送入蒸馏塔II进行进一步分离，油气分别依次进入各自对应的冷凝器II冷却，然后通过回流比控制器II送入气液分离器II；
气液分离器II中的挥发性有机物从顶部设置的真空出口通过负压进入真空泵II，真空泵II中的尾气送入挥发性有机物处理装置；气液分离器II下段通过管线分别进入对应的结晶釜：苊结晶釜、氧芴结晶釜、芴结晶釜，结晶釜上各自对应连接溶剂，结晶釜内加入各自对应溶剂，结晶后分别依次排入离心机分离，分别得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴湿品；将工业苊、工业氧芴、工业芴湿品分别加入双锥干燥机，脱溶剂干燥，得到产品工业苊、工业氧芴、工业芴；
离心机中分离出的母液分别进入各自的母液储罐，母液储罐中的母液通过泵送入蒸馏系统的蒸馏釜，进行负压蒸馏分离溶剂，分离出的溶剂分别进入溶剂储罐中，蒸馏后的残夜进入残夜储罐，与渣油储罐中渣油混合后作为残油；
溶剂的蒸馏系统由蒸汽加热，蒸馏出的溶剂蒸汽经过冷却器冷却后通过气液分离器，液体送入溶剂储罐，真空气体尾气通过真空泵送入挥发性有机物处理装置。
3.根据权利要求2所述的一种煤焦油洗油分离精制方法，其特征在于：所述一次分离中：管式炉I内温度为260-270℃；
冷凝器I采出温度依次为205-210℃、220-223℃、240-245℃、255-260℃、265-270℃。
4.根据权利要求2所述的一种煤焦油洗油分离精制方法，其特征在于：所述二次分离中：管式炉II内温度为300-310℃；
冷凝器II采出温度依次为258-260℃、270-272℃、282-285℃。
5.用于实现权利要求1-4任一所述煤焦油洗油分离精制方法的煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，其特征在于：包括初分离系统、再分离精制系统和尾气处理装置，初分离系统与再分离精制系统的尾气连接尾气处理装置；
所述初分离系统包括原料预处理装置、初分离装置、初分离馏分收集系统；其中：原料预处理装置为原料洗油储罐（1）通过预热器I（3）与管式炉I（4）连接，导热油罐I（2）连接管式炉I(4)；原料洗油储罐（1）与预热器I（3）之间还设置有油泵（5）；
初分离装置为与管式炉I（4）出口连接的蒸馏塔I（6）；蒸馏塔I（6）为5层，底部与管式炉I（4）连接，蒸馏塔I从上而下依次为萘油塔（6.1）、混合甲基萘塔（6.2）、脱苯洗油塔（6.3）、中质洗油塔（6.4）、重质洗油塔（6.5），各塔的顶部分别通过冷凝器I（7）、回流比控制器I（8）与气液分离器I（9）连接；冷凝器I（7）通过管线连接冷却水塔I（18）；气液分离器I（9）内部设置冷却装置，气液分离器I（9）上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器I（10）与真空泵I（11）连接，真空泵I（11）的真空尾气连接尾气处理装置（12）；
初分离馏分收集系统为通过管线与气液分离器I（9）底部连接的萘油收集储罐（13）、混合甲基萘收集储罐（14）、脱苯洗油收集储罐（15）、中质洗油收集储罐（16）、重质洗油收集储罐（17）；
所述再分离精制系统为再分离料预处理装置、再分离装置、终馏分收集系统、二次蒸馏处理系统；
其中：再分离料预处理装置为重质洗油收集储罐（17）和导热油罐II（21）通过预热器II（22）与管式炉II（23）连接，重质洗油收集储罐（17）与预热器II（22）之间还设置有热油泵（24）；
再分离装置为与管式炉II（23）出口连接的蒸馏塔II（25）；蒸馏塔II（25）为3层，底部与管式炉II（23）连接，蒸馏塔II（25）从上而下依次为工业苊塔（25.1）、工业氧芴塔（25.2）、工业芴塔（25.3），各塔的顶部分别通过冷凝器II（26）、回流比控制器II（27）与气液分离器II（28）连接；冷凝器II（26）通过管线连接冷却水塔II（29）；气液分离器II（28）内部设置冷却装置，气液分离器II（28）上部设置真空出口，真空出口通过负压控制器II（30）与真空泵II（31）连接，真空泵II（31）的真空尾气连接尾气处理装置（12）；蒸馏塔II（25）底部连接渣油储罐（32）；
终馏分收集系统为通过管线与气液分离器II（28）底部连接的工业苊结晶釜（33）、工业氧芴结晶釜（34）、工业芴结晶釜（35），工业苊结晶釜（33）、工业氧芴结晶釜（34）和工业芴结晶釜（35）上分别连接溶剂储罐I（36）；工业苊结晶釜（33）、工业氧芴结晶釜（34）和工业芴结晶釜（35）底部分别通过离心机（37）与工业苊双锥干燥机（38）、工业氧芴双锥干燥机（39）、工业芴双锥干燥机（40）连接；离心机（37）顶部分别连接母液储罐（41）；母液储罐（41）出液口通过液泵分别与二次蒸馏处理系统的蒸馏釜（42）入口连接；
蒸馏釜（42）顶部设置蒸馏塔III（43），蒸馏塔III（43）顶部通过冷却器（44）与气液分离器III（45）连接，冷却器通过管线与冷却水塔III(50)连接；气液分离器III（45）顶部通过负压控制器III（46）与真空泵III（47）连接；气液分离器III（45）底部分别连接溶剂储罐II（48）；蒸馏釜（42）出口连接残液储罐（49），残液储罐（49）连接渣油储罐。
6.根据权利要求5所述的用于实现煤焦油洗油分离精制方法的煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，其特征在于：所述管式炉为以醇基燃料为能源的导热油炉。
7.根据权利要求5所述的用于实现煤焦油洗油分离精制方法的煤焦油洗油负压连续蒸馏分离装置，其特征在于：所述尾气处理装置为挥发性有机物VOCs尾气处理装置。
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