煤基沥青制油方法和系统与流程

本发明涉及煤基油渣加工技术领域，具体涉及一种煤基沥青制油方法和系统。

背景技术：

煤基油渣综合利用技术开发是当前的热门研究课题，目前多采用萃取剂将油渣溶解后通过萃取过滤的方式回收焦油，该工艺包括萃取、过滤或离心分离、滤饼干燥、萃取液分离等过程，工艺较为繁琐，过滤设备通常故障率高，且过滤不完全，过滤后的滤饼还含有大量的焦油及萃取剂，如不进行回收则造成不必要的浪费，然而回收过程较为复杂，设备投资大。

目前，国内只有神华鄂尔多斯煤直接液化装置年产35万吨油渣，用于作为电厂锅炉、汽化炉原料煤掺烧外，还可作为产品，如以煤直接液化油渣为原料，通过加入煤焦油洗油、蒽油后，从原料中萃取出沥青质。而对油渣制取煤基沥青之后再深度开发仍是处于技术空白。

技术实现要素：

本发明的目的是为了解决如何深度加工煤直接液化油渣所制取的煤基沥青的问题，提供一种煤基沥青制油方法和系统。该方法能够提高煤直接液化技术的运行经济效益和环境效益，最大限度提高煤的油收率。

为了实现上述目的，本发明一方面提供一种煤基沥青制油方法，包括以下步骤：

(1)在氢气和第一加氢催化剂存在下，将煤基沥青进行催化裂化反应，得到催化裂化气相馏分和粗油；将所述催化裂化气相馏分进行分离，得到第一含氢气体、航煤油、轻柴油、重柴油和第一液相油；

(2)将所述第一液相油进行裂化分馏反应，得到轻馏分、中馏分和裂化底渣；

(3)将所述轻馏分进行第一精馏得到液化气和石脑油；

将部分所述裂化底渣循环引回进行所述裂化分馏反应；

在氢气和加氢精制催化剂存在下，将所述中馏分进行加氢精制反应，得到精制馏分；将所述精制馏分在氢气和加氢改质催化剂存在下进行加氢改质反应，得到终馏分；再将所述终馏分进行分离，得到第二含氢气体、液化气、石脑油、航煤油、轻柴油和重柴油；

(4)将含有剩余部分所述裂化底渣的萃取原料进行分离，得到轻烃和煤基沥青烯。

本发明另一方面提供一种煤基沥青制油的系统，包括：

所述煤基沥青催化裂化单元包括：

催化裂化反应器，用于对所述煤基沥青进行催化裂化反应，得到催化裂化气相馏分和粗油；

第一分离系统，用于将所述催化裂化气相馏分分离成第一含氢气体、航煤油、轻柴油、重柴油和第一液相油；

裂化分馏塔，用于对所述第一液相油进行裂化分馏反应，得到轻馏分、中馏分和裂化底渣；

所述加氢改质单元包括：

加氢精制反应器，用于对所述中馏分进行加氢精制反应，得到精制馏分；

加氢改质反应器，用于对所述精制馏分进行加氢改质反应，得到终馏分；

第二分离系统，用于将所述终馏分分离成第二含氢气体、液化气、石脑油、航煤油、轻柴油和重柴油；

以及，所述裂化底渣萃取煤基沥青单元用于将所述裂化底渣分割成轻烃和煤基沥青烯。

通过上述技术方案，本发明通过对煤基沥青进行加氢催化裂化，使得油渣中50％有效成分转化为液化气、石脑油、航煤油、轻柴油等油品，裂化底渣在经过萃取、离心、蒸馏等技术将底渣中煤基沥青回收出来，再经加氢精制，加氢改质制得各类油品，使得煤直接液化技术的油收率可以提高近70％，提高了油渣中煤基沥青的转化率，延伸煤直接液化产业链，使油渣向节能环保，清洁能源，近零污染目标发展，有效提高煤炭能源转化率，使煤直接液化技术的油品产能最大化。

附图说明

图1是本发明的煤基沥青制油的流程图。

附图标记说明

1、催化裂化反应器2、热中分离器3、温低分离器

4、裂化分馏塔5、第一冷低分离器6、汽提塔

7、酸性水罐8、催化裂化压缩机9、加氢精制反应器

10、加氢改质反应器11、冷高分离器12、第二冷低分离器

13、石脑油精馏塔14、柴油精馏塔15、萃取蒸汽发生器

16、萃取罐17、离心单元18、缓冲罐

19、分馏塔20、沥青烯产品罐21、溶剂回收罐

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明中，煤基沥青为煤直接液化获得的沥青产品，可以是煤液化油渣经过萃取获得的煤基沥青中间品，也可以为裂化底渣提取技术回收得到的煤基沥青产品。

本发明提供一种煤基沥青制油方法，包括以下步骤：

(1)在氢气和第一加氢催化剂存在下，将煤基沥青进行催化裂化反应，得到催化裂化气相馏分和粗油；将所述催化裂化气相馏分进行分离，得到第一含氢气体、航煤油、轻柴油、重柴油和第一液相油；

(2)将所述第一液相油进行裂化分馏反应，得到轻馏分、中馏分和裂化底渣；

(3)将所述轻馏分进行第一精馏得到液化气和石脑油；

将部分所述裂化底渣循环引回进行所述裂化分馏反应；

在氢气和加氢精制催化剂存在下，将所述中馏分进行加氢精制反应，得到精制馏分；将所述精制馏分在氢气和加氢改质催化剂存在下进行加氢改质反应，得到终馏分；再将所述终馏分进行分离，得到第二含氢气体、液化气、石脑油、航煤油、轻柴油和重柴油；

(4)将含有剩余部分所述裂化底渣的萃取原料进行分离，得到轻烃和煤基沥青烯。

本发明中通过对煤直接液化油渣提取得到的煤基沥青进行再加氢催化裂化，使得油渣中50％有效成分转化为液化气、石脑油、航煤油、轻柴油等油品，使得煤直接液化技术的油收率可以提高到近70％，从而延伸了煤直接液化产业链，使煤直接液化技术的油品产能最大化，使油渣向节能环保、清洁能源、近零污染目标发展。其中，煤的油收率＝煤直接液化油收率+煤基沥青的油收率，如100吨煤直接液化后产沥青为40吨，那么煤直接液化油收率油率为60％，煤基沥青采用本发明提供的方法的油品转化率为90％，则整体提高了90％*40％＝36％，即整体收油率在60％+36％＝96％。

本发明中，通过催化裂化反应，将煤基沥青转化为催化裂化气相馏分和粗油，为了提高所述催化裂化反应的效率，优选条件下，在步骤(1)中，所述催化裂化反应的条件包括：反应压力为5-10mpa，反应温度为300-400℃。

本发明中，优选条件下，步骤(1)中，所述第一加氢催化剂包含组分a和组分b，所述组分a包含载体以及负载在所述载体上的活性金属组分，所述金属活性组分含有fe、co、ni和mo中的至少一种，所述载体可以为氧化铝。进一步优选的，所述组分a的孔容为0.35-0.48ml/g，比表面积为165-188m²/g；堆积密度为0.8-0.9g/cm³。更优选的，所述组分a中的活性物质包含ni和mo，载体为氧化铝。

优选条件下，所述组分b包含fe、co、ni和mo的氧化物中的至少一种；进一步优选的，所述组分b中包含nio和moo3，其中，以所述组分b的总量计，所述moo3的重量含量为14-20wt％，所述nio的重量含量为3.5-5wt％；磷的重量含量优选为1-1.5wt％；进一步优选的，所述组分b的孔容≥0.3ml/g；比表面积≥120m²/g。

为了进一步提高所述催化裂化反应效率，优选条件下，所述组分a和所述组分b的重量配比为1:1-2。所述第一加氢催化剂中的组分a可以为商购的抚顺石油化工研究院的ffb-02b01型加氢催化剂，该ffb-02b01型加氢催化剂的载体为al2o3，活性组分ni和mo，其孔容为0.4-0.43ml/g，比表面积为171-183m²/g；堆积密度为0.84-0.88g/cm³；第一加氢催化剂中的组分b为抚顺石油化工研究院的ffb-02b02型加氢催化剂，该ffb-02b02型加氢催化剂为氧化镍和氧化钼复合催化剂(nio-moo3)，moo3的重量含量为15.5-18.5wt％，nio的重量含量为4.1-4.4wt％；磷的重量含量为1.1-1.2wt％；孔容≥0.33ml/g；比表面积≥150m²/g，且组分a和组分b的重量比为1:1.5。

本发明中，优选的，步骤(1)中，所述催化裂化气相馏分分离的过程包括：将所述催化裂化气相馏分进行热中气液分离，得到第一气相馏分和第一液相馏分，接着将所述第一气相馏分换热后进行第一冷低气液分离，得到第一含氢气体和第二液相馏分，所述第二液相馏分依次经汽提、第二精馏得到酸性气体、航煤油、轻柴油和重柴油；

本发明中，优选的，所述热中气液分离的条件包括：分离压力为4-6mpa，分离温度为250-300℃。

本发明中，优选的，所述第一冷低气液分离的条件包括：第一冷低分离压力为0.8-1mpa，第一冷低分离温度为50-60℃；

本发明中，优选的，所述汽提的条件包括：汽提塔顶温度为46-50℃，汽提塔顶压力为0.02-0.06mpa，汽提塔底温度为120-150℃，汽提塔底压力为0.03-0.08mpa。

本发明中，优选条件下，所述第一含氢气体经催化裂解循环氢气压缩机提压后与煤基沥青混合进入到煤基沥青加氢催化裂化反应器中。

进一步优选的，所述第一气相馏分与所述第一含氢气体换热后再与第二液相馏分换热后进行第一冷低分离。

本发明中，所述酸性气体的处理方法可以为：所述酸性气体经除盐水吸收后贮存在酸性水罐中，达到液位后泵送到污水厂处理。

本发明中，为了提高所述第一液相油的裂化分馏效率，优选条件下，在步骤(2)中，所述裂化分馏反应的过程包括：将所述第一液相油进行温低气液分离，得到温低分离气和温低分离液；接着将所述温低分离气和所述温低分离液均进行裂化分馏反应。

优选的，所述温低气液分离的条件包括：温低分离压力为1-1.2mpa，温低分离温度为170-180℃。

本发明中，优选条件下，所述温低分离气从裂化分馏塔的下部进料，所述温低分离液裂化分馏塔上部进料，能够在裂化分馏塔内进行气液传质传热，更好的利用热能。

本发明中，所述裂化分馏反应的条件为：裂化塔顶温度为145-150℃，裂化塔顶压力为0.21-0.26mpa，裂化塔底温度为350-420℃，裂化塔底压力为0.3-0.36mpa。

本发明中，所述裂化底渣的馏程为350-420℃。

本发明中，通过对中馏分进行加氢精制反应，完成了中馏分脱硫、脱氮、脱氧以及烯烃和芳烃加氢饱和以及加氢脱金属等反应。优选条件下，在步骤(3)中，所述加氢精制反应的条件包括：精制压力为13.4-13.8mpa，体积空速为1.26-12.6h^-1，温度为332-409℃，氢油比为780-1000nm³/m³，化学氢耗为2-3％，进一步优选的，所述加氢精制反应在加氢精制反应器中进行，所述加氢精制反应器的进口温度为332-337℃，出口温度为403-409℃。

本发明中，所述加氢精制催化剂包含fe、co、ni和mo的氧化物中的至少一种；进一步优选的，所述加氢精制催化剂中包含nio和moo3，其中，以所述加氢精制催化剂的总量计，所述moo3的重量含量≥5wt％，所述nio的重量含量≥0.6wt％；进一步优选的，所述加氢精制催化剂的比表面积≥160m²/g；孔容≥0.5ml/g；压碎强度≥10n/cm。所述加氢精制催化剂可以商购，例如为抚顺石油化工研究院研发的rigc-1型催化剂，该rigc-1型催化剂中moo3的重量含量≥5.2wt％，所述nio的重量含量≥0.8wt％；比表面积≥180m²/g；孔容≥0.6ml/g；压碎强度≥11n/cm。

本发明中，通过对精制馏分进行加氢改质反应能够获得馏程＜350℃的终馏分。优选条件下，在步骤(3)中，所述加氢改质反应的条件包括：改质压力为13-13.3mpa，温度为353-404℃，体积空速为2.94-15h^-1，化学氢耗为2-3％；进一步优选的，所述加氢改质反应在加氢改质反应器中进行，所述加氢改质反应器的进口温度为353-358℃，出口温度为401-404℃。

本发明中，所述加氢改质催化剂包含fe、co、ni、w和mo的氧化物中的至少一种；进一步优选的，所述加氢改质催化剂中包含nio和wo3，其中，以所述加氢改质催化剂的总量计，所述nio的重量含量≥2wt％，所述wo3的重量含量＜25wt％；进一步优选的，所述加氢改质精制催化剂的比表面积≥100m²/g；孔容≥0.5ml/g；压碎强度≥8n/cm。所述加氢改质催化剂可以商购，例如为抚顺石油化工研究院研发的ricc-1型催化剂，该ricc-1型催化剂中wo3的重量含量＜22wt％，所述nio的重量含量≥2.2wt％；比表面积≥120m²/g；孔容≥0.55ml/g；压碎强度≥10n/cm。

本发明中，通过对终馏分进行分离得到液化气、石油脑、航煤油、轻柴油和重柴油等油品。优选条件下，在所述步骤(3)中，所述终馏分分离的过程包括：将所述终馏分进行冷高气液分离，得到第二含氢气体和冷高分馏液，接着将所述冷高分馏液进行第二冷低气液分离，得到第三气相馏分和第三液相馏分；

其中，将所述第三气相馏分进行第一精馏，得到液化气和石油脑；将所述第三液相馏分进行第二精馏，得到航煤油、轻柴油和重柴油。

进一步优选的，所述冷高气液分离的条件包括：压力为12.1-12.5mpa，温度为51-60℃。

进一步优选的，所述第二冷低气液分离的条件包括：压力为2.1-2.2mpa，温度为51-61℃。

本发明中，优选的，所述第二含氢气体通过加氢改质循环氢气压缩机压缩回到加氢精制反应中，进一步优选的，所述加氢改质循环氢气压缩机的入口压力12-12.5mpa，出口压力13.2-13.8mpa。

本发明中，所述第一精馏为石脑油精馏，优选的，所述第一精馏的条件包括：第一精馏塔顶温度为92-96℃，第一精馏塔底温度为122-126℃，第一精馏塔顶压力为0.28-0.3mpa，第一精馏塔底压力为0.32-0.35mpa。

本发明中，所述第二精馏为柴油精馏，优选的，所述第二精馏的条件包括：第二精馏塔顶温度为122-126℃，第二精馏塔底温度为345-350℃，第二精馏塔顶压力为0.12-0.15mpa，第二精馏塔底压力为0.15-0.18mpa。

本发明中，优选条件下，对所述第二精馏获得的轻烃进行第一精馏，分离得到液化气和石脑油；进一步优选的，所述第二精馏获得的重柴油一部分经加热后重新进行第二精馏，一部分作为重柴油产品进行储存，一部分返回进行加氢精制反应。

本发明中，裂化分馏得到的裂化低渣通过再沸器取热后，部分裂化低渣循环引回裂化分馏塔进行所述裂化分馏反应，取热后未进入裂化分馏塔部分的裂化低渣(剩余部分裂化低渣)则进行萃取，回收裂化底渣中的沥青成分，从而提高产品油的产率，优选的，以所述裂化低渣的总量计，所述部分裂化低渣的含量为20-25wt％，剩余部分裂化低渣的含量为75-80wt％。

将含有剩余部分所述裂化底渣的萃取原料进行萃取分离，优选的，所述萃取分离的过程包括：将所述萃取原料进行降温至140-150℃，然后进行萃取2-4h，得到萃取液；将所述萃取液进行离心处理，得到上清液和离心干相；

将所述上清液在160-180℃下沉降72-120h，得到中间清液和沉降底液；接着将所述中间清液进行分馏，得到轻烃、萃取溶剂和煤基沥青烯。

本发明中，通过萃取对所述萃取原料进行进一步提取，所述萃取的溶剂可以为所属领域常用的萃取溶剂，例如可以为四氢呋喃。进一步优选的，在所述萃取过程中，所述溶剂与所述萃取原料的体积比为3-4:1。

本发明中，通过对萃取液进行离心处理进一步回收煤基沥青烯，优选的，所述离心处理的转速为2000-3200rpm，所述离心处理的温度为90-120℃。

本发明中，通过对离心处理得到的上清液进行沉降进一步回收煤基沥青烯，优选条件下，所述沉降的温度为170-180℃，沉降的压力为12-15kpa，进一步优选的，所述中间清液的固含量＜0.5wt％，所述沉降底液的固含量为15-35wt％。

本发明中，通过对沉降得到的中间清液进行分馏，得到轻烃、萃取溶剂和煤基沥青烯，优选条件下，所述分馏的条件为：分馏进料压力为0.25-0.35mpa，分馏进料温度为170-185℃，分馏塔底温度为180-190℃，分馏塔顶温度为60-80℃，分馏塔顶压力为13-15kpa。

在本发明的一个实施方式中，所述分离过程还包括：对所述离心干相和沉降底液混合后进行干燥。

为了增加裂化底渣的流动性以及降低煤基沥青烯的软化点，优选的，所述萃取原料还含有蒽油和来自第二精馏的重柴油；进一步优选的，所述蒽油的密度为1.08-1.18g/cm³，馏程为280-360℃；更优选的，以所述蒽油的总量计，所述蒽油中水分的含量≤1.5wt％，硫元素的含量≤0.8wt％，氯元素的含量≤20mg/l。本发明中，对蒽油和重柴油的含量没有特殊的要求，可以为所属领域技术人员所知，所述蒽油和重柴油在开停工非正常工况下进入到所述裂化底渣。

本发明中，优选的，所述煤基沥青烯引回进行催化裂化反应。

在本发明的一个实施方式中，所述煤基沥青由煤液化油渣萃取得到，优选的，所述煤液化油渣的灰分为15-25wt％，水分＜0.3wt％，挥发分为30-35wt％；进一步优选的，以所述煤基油渣的总量计，所述煤基油渣中溶剂不溶物的总含量为40-50wt％，正己烷不溶物的总含量75-85wt％，甲苯不溶物的总含量60-70wt％。进一步优选的，用于所述煤基油渣萃取的萃取溶剂的馏程为230-300℃；所述萃取溶剂的密度为1.03-1.08g/cm³，酸值≤0.5mg/g，灰分≤0.1％；以所述萃取溶剂的总量计，所述萃取溶剂中的水分含量≤1wt％，氯元素的含量≤20mg/l。

优选的，所述煤基沥青的软化点为150-180℃，灰分为0.1-0.5wt％，更优选的，所述煤基沥青的焦化值为60-65％；进一步优选的，以所述煤基沥青的总量计，所述煤基沥青中四氢呋喃不溶物的含量＜10wt％，所述煤基沥青中沥青烯的含量＞80wt％。

图1是本发明的煤基沥青制油的流程图，如图1所示，本发明还提供一种煤基沥青制油的系统，包括：依次连通的煤基沥青催化裂化单元、加氢改质单元和裂化底渣萃取煤基沥青单元；其中，

所述煤基沥青催化裂化单元包括：

催化裂化反应器1，用于对所述煤基沥青进行催化裂化反应，得到催化裂化气相馏分；

第一分离系统，用于将所述催化裂化气相馏分分离成第一含氢气体、航煤油、轻柴油、重柴油和第一液相油；

裂化分馏塔4，用于对所述第一液相油进行裂化分馏反应，得到轻馏分、中馏分和裂化底渣；

所述加氢改质单元包括：

加氢精制反应器9，用于对所述中馏分进行加氢精制反应，得到精制馏分；

加氢改质反应器10，用于对所述精制馏分进行加氢改质反应，得到终馏分；

第二分离系统，用于将所述终馏分分离成第二含氢气体、液化气、石脑油、航煤油、轻柴油和重柴油；

以及，所述裂化底渣萃取煤基沥青单元用于将所述裂化底渣分割成轻烃和煤基沥青烯。

本发明中，第一分离系统能够将所述催化裂化气相馏分分离成第一含氢气体、航煤油、轻柴油、重柴油和第一液相油，优选条件下，所述第一分离系统包括：热中分离器2，用于对所述催化裂化气相馏分进行热中气液分离，得到第一气相馏分和第一液相馏分；

第一冷低分离器5，用于对所述第一气相馏分进行第一冷低气液分离，得到第一含氢气体和第二液相馏分；

汽提塔6，用于将所述第二液相馏分分离成酸性气体和汽提液。

优选的，所述第一分离系统还包括：温低分离器3，用于将所述第一液相油分割成温低分离气和温低分离液。

本发明中，通过第二分离系统将所述终馏分分离成第二含氢气体、液化气、石脑油、航煤油、轻柴油和重柴油。优选的，所述第二分离系统包括：

冷高分离器11，用于对所述终馏分进行冷高气液分离，得到第二含氢气体和冷高分馏液；

第二冷低分离器12，用于对所述冷高分馏液进行第二冷低气液分离，得到第三气相馏分和第三液相馏分；

石脑油精馏塔13，用于对所述第三气相馏分和所述轻馏分进行第一精馏，得到液化气和石油脑；

柴油精馏塔14，用于对所述第三液相馏分和所述汽提液进行第二精馏，得到航煤油、轻柴油和重柴油。

优选的，所述裂化底渣萃取煤基沥青单元包括：

萃取蒸汽发生器15，用于控制所述萃取原料的温度；

萃取罐16，用于对所述萃取原料进行萃取，得到萃取液；

离心单元17，用于对所述萃取液进行离心处理，得到上清液和离心干相；

缓冲罐18，用于对所述上清液进行沉降，得到中间清液和沉降底液；

分馏塔19，用于对所述中间清液进行分馏，得到轻烃、萃取溶剂和煤基沥青烯。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例中，煤基油渣来自神华集团煤直接液化得到的油渣，通过对所述煤基油渣进行萃取得到的煤基沥青。

其中，煤基油渣的参数如下：灰分为15wt％，水分＜0.2wt％，挥发分为32wt％，软化点为160℃，以所述煤基油渣的总量计，所述煤基油渣中溶剂不溶物的总含量为45wt％，正己烷不溶物的总含量80wt％，甲苯不溶物的总含量65wt％。

采用四氢呋喃溶剂对上述煤基油渣进行萃取，得到煤基沥青。

所述煤基沥青的参数如下：软化点为160℃，灰分为0.1wt％，焦化值为60％，所述煤基沥青中四氢呋喃不溶物的含量为10wt％，所述煤基沥青中中沥青烯的含量为80wt％。

用于煤基油渣萃取的萃取溶剂的馏程为280℃；所述萃取溶剂的密度为1.05g/cm³，酸值为0.5mg/g，灰分为0.1％；以所述萃取溶剂的总量计，所述萃取溶剂中的水分含量为1wt％，氯元素的含量为20mg/l。

蒽油的密度为1.13g/cm³，馏程为320℃；蒽油中水分的含量为1.2wt％，硫元素的含量为0.8wt％，氯元素的含量为20mg/l。

实施例1

一种煤基沥青制油方法，步骤如下，工艺参数见表1：

(1)将煤基沥青、回收得到的煤基沥青烯、循环氢、新氢、液硫一起汇合后，升温到400℃后送入到含有第一加氢催化剂(抚顺石油化工研究院研发的ffb-02b01型催化剂和ffb-02b02型加氢催化剂按照重量比为1:1.5组成)的催化裂化反应器1中进行催化裂化反应，催化裂化反应的温度为400℃，压力为6mpa，催化裂化反应器1中通过循环泵循环将催化剂处于悬浮状态，并均质分布到反应器中，使其与物料及氢气接触，得到催化裂化气相馏分；

接着将催化裂化气相馏分引入热中分离器2中进行热中气液分离，热中气液分离的温度为300℃，分离压力为5mpa，得到第一气相馏分和第一液相馏分；

然后将第一气相馏分依次与第一含氢气体换热后再与第二液相馏分换热，再进入第一冷低气器5中进行第一冷低分离，第一冷低气液分离的温度为51℃，分离压力为1mpa，得到第一含氢气体和第二液相馏分；第一含氢气体经催化裂解循环氢气压缩机8提压后与煤基沥青原料混合进入到煤基沥青加氢催化裂化反应器1中；

第二液相馏分经换热升温至120℃，然后引入至汽提塔6进行汽提得到酸性气体和汽提馏分，汽提的条件为：汽提塔顶温度为46℃，汽提塔压力为0.02mpa，汽提塔底温度为120℃；酸性气体经除盐水吸收后贮存在酸性水罐7中，达到液位后泵送到污水厂处理；汽提馏分泵送至柴油精馏塔14进行第二精馏，得到航煤油、轻柴油和重柴油。

(2)第一液相油进入到温低分离器3继续进行温低气液分离，温低气液分离的温度为180℃，分离压力为1mpa，得到温低分离气和温低分离液；接着将温低分离气和温低分离液均引入到裂化分馏塔4中进行裂化分馏反应，得到轻馏分、中馏分和馏程为350-420℃的裂化底渣；裂化分馏的条件为：塔顶温度为145℃，塔底温度为400℃，塔顶压力为0.21mpa，塔底压力为0.30mpa；

(3)轻馏分引入石脑油精馏塔13进行第一精馏得到液化气和石脑油；

裂化底渣进入再沸器循环取热，其中25wt％的裂化底渣回到裂化分馏塔塔底进行所述裂化分馏反应。

将中馏分由裂化分馏塔泵提压到13.8mpa送到加氢精制反应器9中，在加氢精制催化剂(抚顺石油化工研究院研发的rigc-1型催化剂)作用下进行加氢精制反应，得到精制馏分；其中，加氢精制反应的条件为：精制压力为13.6mpa，体积空速为12.6h^-1，反应器进入口温度337℃，出口温度409℃，氢油比为1000nm³/m³，化学氢耗为2.31％；

将精制馏分在氢气和加氢改质催化剂(抚顺石油化工研究院研发的ricc-1型催化剂)存在下送到加氢改质反应器10进行加氢改质反应，得到馏程＜350℃的终馏分；其中，加氢改质反应的条件为：精制压力为13.3mpa，体积空速为13.6h^-1，反应器进入口温度358℃，出口温度404℃，化学氢耗为2.19％。

接着将终馏分引入冷高分离器11进行冷高气液分离，得到第二含氢气体和冷高分馏液，冷高气液分离的条件为：压力为12.5mpa，温度为51℃；再将冷高分馏液引入所述第二冷低分离器12进行第二冷低气液分离，第二冷低气液分离的条件为：压力为2.2mpa，温度为61℃，得到第三气相馏分和第三液相馏分；

再将第三气相馏分引入石脑油精馏塔13进行第一精馏，第一精馏的条件为：塔顶温度为96℃，塔底温度为120℃，塔顶压力为0.3mpa；塔底压力为0.35mpa，得到液化气和石油脑；将第三液相馏分引入柴油精馏塔14进行第二精馏，第二精馏的条件为：塔顶温度为126℃，塔底温度为350℃，塔顶压力为0.15mpa；塔底压力为0.18mpa，得到航煤油、轻柴油和重柴油；

(4)将剩余75wt％的裂化底渣、蒽油和来自柴油精馏塔的重柴油进行混兑得到萃取原料，接着将萃取原料引入萃取蒸汽发生器15中降温至150℃，然后送至萃取罐16中连续萃取3h，萃取溶剂为四氢呋喃，得到萃取液；将萃取液在100℃、3200rpm下进行离心处理，得到上清液和离心干相；

将上清液换热到180℃送入缓冲罐18进行沉降100h，得到中间清液和沉降底液；中间清液进入到分馏塔19中进行分馏，得到轻烃、四氢呋喃和煤基沥青烯，分馏的条件为：塔底压力为0.25mpa，塔底温度为170℃，塔顶温度为80℃，塔顶压力为15kpa；其中，轻烃进入轻烃回收单元，四氢呋喃回收送至萃取罐，煤基沥青烯引回至催化裂化反应器继续进行催化裂化反应。

沉降底液(固含量25wt％)与离心干相混合后送至干燥单元进行干燥处理。

本实施例中产物的产率如表2所示。

实施例2

按照实施例1的方法，不同的是，不设置温低分离器，不对第一液相油进行温低气液分离，直接将第一液相油引入裂化分馏塔中进行分馏。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表2所示。

实施例3

按照实施例1的方法，不同的是，第一加氢催化剂为商购的hts-358型催化剂(厂家：axens-procatalysecatalystbusinessunit阿克森公司)，该hts-358催化剂的载体为al2o3，活性组分ni和mo。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表3所示。

实施例4

按照实施例1的方法，不同的是，加氢精制催化剂为抚顺石油化工研究院研发的fsn-1型催化剂。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表2所示。

实施例5

按照实施例1的方法，不同的是，加氢改质催化剂为商购的maxsat催化剂(厂家：埃克森美孚)。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表2所示。

实施例6

按照实施例1的方法，不同的是，萃取原料中只含有裂化底渣，不含有蒽油和重柴油。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表2所示。

实施例7

按照实施例1的方法，不同的是，煤基沥青制油方法的工艺参数如表1所示。

本实施例中产物的产率如表2所示。

对比例1

按照实施例1的方法，不同的是，不含有煤基沥青催化裂化单元，直接对煤基沥青进行加氢精制反应和加氢改制反应。

具体工艺参数见表1。本实施例中产物的产率如表2所示。

对比例2-4

按照实施例1的方法，不同的是，煤基沥青制油方法的工艺参数如表1所示。

对比例2-4中产物的产率如表2所示。

对比例5-9

按照实施例1的方法，不同的是，煤基沥青制油方法的工艺参数如表1所示。

对比例5-9中产物的产率如表2所示。

表1

表1(续-1)

表1(续-2)

表2

表2中，以实施例1得到的油品总产率为100％计。

通过表2的结果可以看出，对比实施例1和实施例2的数据可以得出，对第一液相油进行温低气液分离，各类油品的产率提高了3-7倍，煤基油渣的总产率制油率从30％显著提升至100％。

通过实施例1和实施例3的数据对比可以得出，采用ffb-02b01型和ffb-02b02型加氢催化剂的复合催化剂，能够显著提高轻柴油(由13％提高至42.9％)、石脑油(由5％提高至18.6％)、航煤油的产率(由5％提高至30.4％)。

通过实施例1和实施例6的数据对比可以得出，通过在萃取原料中加入蒽油和重柴油，也能够提高产物中各中油品的产率。

通过实施例1、实施例7以及对比例2-9的数据对比可以得出，本发明的方法中的各工艺参数对油品的产率均有较大的影响。

通过实施例1和对比例1的数据对比可以得出，当不对煤基沥青进行催化裂化，而直接进行加氢精制反应和加氢改制反应时，几乎无法从煤基沥青中提取出油品。

综上，本发明的方法延伸了煤直接液化产业链，对煤基油渣制得的煤基沥青深度开发，提高了煤基油渣的制油率。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。