CN112457151B - 煤加氢气化油品的精制系统以及方法 - Google Patents

Abstract

本公开涉及一种煤加氢气化油品的精制系统以及方法，该精制系统包括脱重塔、初馏塔、萘塔以及苯塔；脱重塔具有粗芘油入口，脱重塔用于对粗芘油进行脱重处理，以在脱重塔的塔顶获得轻芘油；初馏塔具有轻芘油入口以及粗苯油入口，初馏塔用于对轻芘油和粗苯油进行精馏处理，以在初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在初馏塔的塔底获得重质组分油品；萘塔具有轻质组分油品入口，萘塔用于对轻质组分油品进行精馏处理，以在萘塔的塔顶获得富苯馏分，在萘塔的塔底获得精萘；苯塔具有富苯馏分入口以及粗苯入口，苯塔用于对富苯馏分和粗苯进行精馏处理，以在苯塔的塔顶获得精苯，从而提高了油品的附加值。

Description

煤加氢气化油品的精制系统以及方法

技术领域

本公开涉及油品制作生产技术领域，尤其涉及一种煤加氢气化油品的精制系统以及方法。

背景技术

煤加氢气化技术是煤洁净高效利用的一种重要方式。

煤加氢气化产生甲烷、半焦和油品，由于油品是多种组分的混合物，目前煤加氢气化工艺依据油品沸点不同，通过冷凝的方式将油品逐级冷凝为粗芘油、粗苯油和粗苯。

然而，粗芘油、粗苯油和粗苯这三种油品均为多种组分的混合物，若直接将这三种油品作为成品油销售，会导致油品的附加值较低，降低了加氢气化技术的竞争力。

发明内容

为了解决上述技术问题或者至少部分地解决上述技术问题，本公开提供了一种煤加氢气化油品的精制系统以及方法。

第一方面，本公开提供一种煤加氢气化油品的精制系统，包括脱重塔、初馏塔、萘塔以及苯塔；

所述脱重塔具有用于供粗芘油进入至所述脱重塔内的粗芘油入口，所述脱重塔用于对所述粗芘油进行脱重处理，以在所述脱重塔的塔顶获得轻芘油；

所述初馏塔具有轻芘油入口以及用于供粗苯油进入至所述初馏塔内的粗苯油入口，所述轻芘油入口与所述脱重塔的塔顶连通，以供所述轻芘油进入至所述初馏塔内，所述初馏塔用于对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔的塔底获得重质组分油品；

所述萘塔具有与所述初馏塔的塔顶连通的轻质组分油品入口，所述轻质组分油品入口用于供所述轻质组分油品进入至所述萘塔内，所述萘塔用于对所述轻质组分油品进行精馏处理，以在所述萘塔的塔顶获得富苯馏分，在所述萘塔的塔底获得精萘；

所述苯塔具有富苯馏分入口以及用于供粗苯进入至所述苯塔内的粗苯入口，所述富苯馏分入口与所述萘塔的塔顶连通，以供所述富苯馏分进入至所述苯塔内，所述苯塔用于对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔的塔顶获得精苯。

本公开提供的煤加氢气化油品的精制系统，通过设置脱重塔、初馏塔、萘塔以及苯塔，首先将粗芘油通入脱重塔中，通过脱重塔对粗芘油进行脱重处理，以获得轻芘油，再将轻芘油和粗苯油通入初馏塔中进行精馏处理，以获得轻质组分油品，然后将轻质组分油品通入萘塔中进行精馏处理，获得精萘和富苯馏分，接着将富苯馏分和粗苯通入苯塔中进行精馏处理，以获得精苯，也就是说，通过如上方式获得了高附加值组分的精萘和精苯，克服了现有的油品附加值低的缺陷，不仅对加氢气化工艺进行了延展深化，而且大大提高了油品的附加值，进而提升了整个煤加氢气化技术的竞争力。同时，通过先对粗芘油进行脱重处理，避免了粗芘油中的重质组分被后续的塔重复加热导致的能量浪费，且可防止粗芘油的重质组分过度加热导致粘度增加而结焦的情况出现。而且，通过将粗芘油、粗苯油和粗苯分级加入不同的塔进行精馏，从而有效对油品的组分进行了匹配，避免三种油品同时加入一个塔进行精馏而造成热负荷过高，导致消耗过多的无效热量的情况出现。

可选的，所述精制系统还包括芴塔以及芴熔融结晶器；

所述芴塔具有与所述初馏塔的塔底连通的重质组分油品入口，所述重质组分油品入口用于供所述重质组分油品进入至所述芴塔内，所述芴塔用于对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油；

所述芴熔融结晶器具有与所述芴塔的塔顶连通的可供所述芴油进入的芴油管道，所述芴熔融结晶器用于对所述芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

可选的，所述精制系统还包括菲塔以及菲熔融结晶器；

所述菲塔具有与所述芴塔的塔底连通的脱芴油入口，所述脱芴油入口用于供所述脱芴油进入至所述菲塔内，所述菲塔用于对所述脱芴油进行精馏处理，以在所述菲塔的塔顶获得菲油，在所述菲塔的塔底获得富芘油；

所述菲熔融结晶器具有与所述菲塔的塔顶连通的可供所述菲油进入的菲油管道，所述菲熔融结晶器用于对所述菲油进行熔融结晶处理，以获得精菲。

可选的，所述精制系统还包括芘熔融结晶器；

所述芘熔融结晶器具有与所述菲塔的塔底连通的可供所述富芘油进入的富芘油管道，所述芘熔融结晶器用于对所述富芘油进行熔融结晶处理，以获得精芘。

可选的，所述芴熔融结晶器具有芴结晶残油排放口，所述芴结晶残油排放口与所述芴塔连通，以使所述芴油进行熔融结晶处理后形成的芴结晶残油进入至所述芴塔内；

所述菲熔融结晶器具有菲结晶残油排放口，所述芘熔融结晶器具有芘结晶残油排放口，所述菲结晶残油排放口和所述芘结晶残油排放口均与所述菲塔连通，以使所述菲油进行熔融结晶处理后形成的菲结晶残油和所述富芘油进行熔融结晶处理后形成的芘结晶残油进入至所述菲塔内。

可选的，所述苯塔的塔底具有苯塔再沸器，所述芴塔的塔顶与所述苯塔再沸器连通，以使所述芴油在所述苯塔再沸器内进行换热，为所述苯塔再沸器提供热源；

所述萘塔的塔底具有萘塔再沸器，所述菲塔的塔顶与所述萘塔再沸器连通，以使所述菲油在所述萘塔再沸器内进行换热，为所述萘塔再沸器提供热源。

可选的，所述苯塔的塔底具有富甲苯组分排放口，所述富甲苯组分排放口与所述萘塔连通，以使在所述苯塔进行精馏处理时形成在所述苯塔塔底的至少部分富甲苯组分进入至所述萘塔中进行精馏处理。

可选的，所述精制系统还包括脱硫装置；

所述脱重塔的脱重塔回流罐、所述初馏塔的初馏塔回流罐、所述萘塔的萘塔回流罐、所述苯塔的苯塔回流罐、所述芴塔的芴塔回流罐以及所述菲塔的菲塔回流罐均具有气体排放口，各所述气体排放口均与所述脱硫装置连通，所述脱硫装置用于对由各所述气体排放口排出的气体进行脱硫处理，所述脱硫装置具有排气口，所述排气口分别与所述脱重塔的脱重塔加热炉、所述初馏塔的初馏塔加热炉、所述芴塔的芴塔加热炉以及所述菲塔的菲塔加热炉连通。

第二方面，本公开提供一种利用如上所述的煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法，所述方法包括：

将粗芘油通入脱重塔中，在第一预设压力和第一预设温度下对所述粗芘油进行脱重处理，以在所述脱重塔的塔顶获得轻芘油；

将所述轻芘油和粗苯油通入初馏塔中，在第二预设温度下对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔的塔底获得重质组分油品；

将所述轻质组分油品通入萘塔中，在第三预设温度下对所述轻质组分油品进行精馏处理，以在所述萘塔的塔顶获得富苯馏分，在所述萘塔的塔底获得精萘；

将所述富苯馏分和粗苯通入苯塔中，在第四预设温度下对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔的塔顶获得精苯。

本公开提供的利用煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法，首先将粗芘油通入脱重塔中，通过脱重塔对粗芘油进行脱重处理，以获得轻芘油，再将轻芘油和粗苯油通入初馏塔中进行精馏处理，以获得轻质组分油品，然后将轻质组分油品通入萘塔中进行精馏处理，获得精萘和富苯馏分，接着将富苯馏分和粗苯通入苯塔中进行精馏处理，以获得精苯，也就是说，通过如上方式获得了高附加值组分的精萘和精苯，克服了现有的油品附加值低的缺陷，不仅对加氢气化工艺进行了延展深化，而且大大提高了油品的附加值，进而提升了整个煤加氢气化技术的竞争力。同时，通过先对粗芘油进行脱重处理，避免了粗芘油中的重质组分被后续的塔重复加热导致的能量浪费，且可防止粗芘油的重质组分过度加热导致粘度增加而结焦的情况出现。而且，通过将粗芘油、粗苯油和粗苯分级加入不同的塔进行精馏，从而有效对油品的组分进行了匹配，避免三种油品同时加入一个塔进行精馏而造成热负荷过高，导致消耗过多的无效热量的情况出现。

可选的，所述将所述轻芘油和粗苯油通入初馏塔中，在第二预设温度下对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔的塔底获得重质组分油品的步骤之后，所述方法还包括：

将至少部分所述重质组分油品通入芴塔中，在第二预设压力和第五预设温度下对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油；

对所述芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

可选的，所述将至少部分所述重质组分油品通入芴塔中，在第五预设温度下对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油的步骤之后，所述方法还包括：

将至少部分所述脱芴油通入菲塔中，在第三预设压力和第六预设温度下对所述脱芴油进行精馏处理，以在所述菲塔的塔顶获得菲油，在菲塔的塔底获得富芘油；

对所述菲油和所述富芘油进行熔融结晶处理，以获得精菲和精芘。

可选的，所述方法还包括：

将对所述芴油进行熔融结晶处理后得到的芴结晶残油通入所述芴塔中；

将对所述菲油和所述富芘油进行熔融结晶处理后得到的菲结晶残油和芘结晶残油通入所述菲塔中。

可选的，所述方法还包括：

将至少部分所述芴油通入苯塔再沸器中，以使所述芴油在所述苯塔再沸器内进行换热，为所述苯塔再沸器提供热源；

将至少部分所述菲油通入萘塔再沸器中，以使所述菲油在所述萘塔再沸器内进行换热，为所述萘塔再沸器提供热源。

可选的，所述将所述富苯馏分和粗苯通入苯塔中，在第四预设温度下对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔的塔顶获得精苯的步骤之后，所述方法还包括：

将在所述苯塔的塔底形成的至少部分富甲苯组分通入至所述萘塔中，以使所述至少部分富甲苯组分在所述萘塔中进行精馏处理。

可选的，所述方法还包括：

通过脱硫装置对由脱重塔回流罐、初馏塔回流罐、萘塔回流罐、苯塔回流罐、芴塔回流罐以及菲塔回流罐排出的气体进行脱硫处理；

将经脱硫处理后的气体通入至脱重塔加热炉、初馏塔加热炉、芴塔加热炉以及菲塔加热炉中。

附图说明

此处的附图被并入说明书中并构成本说明书的一部分，示出了符合本公开的实施例，并与说明书一起用于解释本公开的原理。

为了更清楚地说明本公开实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，对于本领域普通技术人员而言，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本公开实施例所述的煤加氢气化油品的精制系统的结构框图；

图2为本公开实施例所述的煤加氢气化油品的精制系统的结构示意图；

图3为本公开实施例所述的煤加氢气化油品的精制系统中的脱硫装置的结构示意图；

图4为本公开实施例所述的煤加氢气化油品的精制系统中的芴熔融结晶器的结构示意图；

图5为本公开实施例所述的利用煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法的流程示意图一；

图6为本公开实施例所述的利用煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法的流程示意图二。

其中，1、脱重塔；11、粗芘油入口；12、脱重塔冷凝器；13、脱重塔回流罐；131、第一气体排放口；14、脱重塔加热炉；2、初馏塔；21、轻芘油入口；22、粗苯油入口；23、初馏塔冷凝器；24、初馏塔回流罐；241、第二气体排放口；25、初馏塔加热炉；26、重质组分油品出口；3、萘塔；31、轻质组分油品入口；32、萘塔冷凝器；33、萘塔回流罐；331、第三气体排放口；34、萘塔再沸器；4、苯塔；41、富苯馏分入口；42、粗苯入口；43、苯塔冷凝器、44、苯塔回流罐；441、第四气体排放口；45、苯水分离器；46、苯塔再沸器；47、富甲苯组分排放口；5、芴塔；51、重质组分油品入口；52、芴油换热器；53、芴塔回流罐；531、第五气体排放口；54、芴油缓冲罐；55、芴塔加热炉；56、脱芴油出口；57、芴熔融结晶器；571、芴油入口；572、芴油管道；573、换热介质入口；574、换热介质通道；575、换热介质出口；576、芴结晶残油排放口；6、菲塔；61、脱芴油入口；62、菲油换热器；63、菲塔回流罐；631、第六气体排放口；64、菲油缓冲罐；65、菲塔加热炉；66、富芘油出口；67、富芘油缓冲罐；68、菲熔融结晶器；69、芘熔融结晶器；7、脱硫装置；71、进气口；72、排气口。

具体实施方式

为了能够更清楚地理解本公开的上述目的、特征和优点，下面将对本公开的方案进行进一步描述。需要说明的是，在不冲突的情况下，本公开的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

在下面的描述中阐述了很多具体细节以便于充分理解本公开，但本公开还可以采用其他不同于在此描述的方式来实施；显然，说明书中的实施例只是本公开的一部分实施例，而不是全部的实施例。

煤加氢气化产生的油品是多种组分的混合物，目前煤加氢气化工艺依据油品沸点不同，通过冷凝的方式将油品逐级冷凝为粗芘油、粗苯油和粗苯。

根据下述表1至表3可知，粗芘油、粗苯油和粗苯这三种油品均为多种组分的混合物，若直接将这三种油品作为成品油销售，会导致油品的附加值较低，降低了加氢气化技术的竞争力。

表1典型工况粗芘油的组成

组分

苯

萘

芘

蒽

菲

芴

甲苯

H<sub>2</sub>S

wt％

0.47

1.33

51.08

0.26

12.17

3.93

0.17

微量

表2典型工况粗苯油的组成

组分

苯

萘

芘

蒽

菲

芴

甲苯

H<sub>2</sub>S

wt％

70.37

18.34

1.08

0.08

1.86

1.67

3.95

微量

表3典型工况粗苯的组成

组分	苯	甲苯	水
				wt％	93.33	2.47	4

基于此，本实施例提供一种煤加氢气化油品的精制系统以及方法，通过对粗芘油、粗苯油和粗苯进行精制，以获得高纯度的精苯、精萘、精芴、精菲和精芘等高附加值组分，进而提升油品的附加值。

下面通过具体的实施例对该煤加氢气化油品的精制系统和方法进行详细说明：

参照图1和图2所示，本实施例提供一种煤加氢气化油品的精制系统，包括：脱重塔1、初馏塔2、萘塔3以及苯塔4。

其中，脱重塔1具有用于供粗芘油进入至脱重塔1内的粗芘油入口11，脱重塔1用于对粗芘油进行脱重处理，以在脱重塔1的塔顶获得轻芘油。

初馏塔2具有轻芘油入口21以及用于供粗苯油进入至初馏塔2内的粗苯油入口22，轻芘油入口21与脱重塔1的塔顶连通，以供轻芘油进入至初馏塔2内，初馏塔2用于对轻芘油和粗苯油进行精馏处理，以在初馏塔2的塔顶获得轻质组分油品，在初馏塔2的塔底获得重质组分油品。

其中，轻芘油入口21和粗苯油入口22可以为同一个入口，具体操作时，将轻芘油和粗苯油混合后从该入口通入初馏塔2内。当然，轻芘油入口21和粗苯油入口22也可以为两个不同的入口，轻芘油和粗苯油分别从各自对应的入口进入初馏塔2内。

萘塔3具有与初馏塔2的塔顶连通的轻质组分油品入口31，轻质组分油品入口31用于供轻质组分油品进入至萘塔3内，萘塔3用于对轻质组分油品进行精馏处理，以在萘塔3的塔顶获得富苯馏分，在萘塔3的塔底获得精萘。

苯塔4具有富苯馏分入口41以及用于供粗苯进入至苯塔4内的粗苯入口42，富苯馏分入口41与萘塔3的塔顶连通，以供富苯馏分进入至苯塔4内，苯塔4用于对富苯馏分和粗苯进行精馏处理，以在苯塔4的塔顶获得精苯。

其中，富苯馏分入口41和粗苯入口42可以为同一个入口，具体操作时，将富苯馏分和粗苯混合后从该入口通入苯塔4内。当然，富苯馏分入口41和粗苯入口42也可以为两个不同的入口，富苯馏分和粗苯分别从各自对应的入口进入苯塔4内。

具体地，将加氢气化所产的粗芘油由粗芘油入口11通入至脱重塔1中，在第一预设压力和第一预设温度下对粗芘油进行脱重处理，以脱除粗芘油中大约占比30％的重质组分，防止重质组分在后续各塔中重复被加热，不仅节约能量，而且防止重组分过度加热导致粘度增加而结焦的情况出现，同时脱除了产品中的大部分杂质。

上述第一预设压力具体为脱重塔1塔顶的压力，第一预设压力可设置为8～12KPa，即小于一个大气压。第一预设温度具体可以是：塔顶温度270℃～280℃、塔底温度360℃～370℃。第一预设温度具体可根据实际需求进行设定。

也就是说，脱重塔1采用减压精馏的方式连续精馏，保证沸点≤芘的组分(轻芘油)全部从脱重塔1顶馏出，塔顶油气经过脱重塔冷凝器12冷凝后进入脱重塔回流罐13形成轻芘油，一部分以3:1的回流比回流，另一部分进入初馏塔2。脱重塔1的塔底为重组分，塔底重组分的一部分经脱重塔加热炉14重新加热成为气态后回到脱重塔1，为脱重塔1的精馏处理提供所需的热量，另一部分作为产品类沥青采出外运，后续可作为改质沥青的原料或经过加氢裂化制备燃料油或化学品。

轻芘油与粗苯油组分接近，将轻芘油和粗苯油通入初馏塔2中，在第二预设温度下对轻芘油和粗苯油进行精馏处理。轻芘油与粗苯油的组分接近，将两者一起通入初馏塔2，有助于避免粗苯油提前进入脱重塔1而造成热负荷增加。具体地，初馏塔2采用常压精馏的方式连续精馏，此处的常压即一个大气压。保证沸点≤萘的组分(轻质组分油品)全部从初馏塔2顶馏出，塔底重组分为重质组分油品。其中，第二预设温度具体可以是：塔顶温度230℃～235℃，塔底温度360℃～365℃。第二预设温度具体可根据实际需求进行设定。塔顶油气经过初馏塔冷凝器23冷凝后进入初馏塔回流罐24形成轻质组分油品，一部分以3:1～4:1的回流比回流，另一部分进入萘塔3。初馏塔2的塔底的重质组分油品一部分经初馏塔加热炉25重新加热成为气态后回到初馏塔2，为初馏塔2的精馏处理提供所需的热量，另一部分由重质组分油品出口26进入至芴塔5。

轻质组分油品进入萘塔3，在第三预设温度下对轻质组分油品进行精馏处理。具体地，萘塔3采用常压精馏的方式连续精馏，第三预设温度具体可以是：塔顶温度130～135℃，塔底温度215～220℃。第三预设温度具体可根据实际需求进行设定。塔顶油气经过萘塔冷凝器32冷凝后进入萘塔回流罐33形成富苯馏分，一部分以2:1～3:1的回流比回流，另一部分进入苯塔4。富苯馏分具体为苯、甲苯和水的混合物。萘塔3塔底的组分一部分经萘塔再沸器34重新加热成为气态后回到萘塔3，为萘塔3的精馏处理提供所需的热量，另一部分作为产品精萘产出，精萘纯度可达到99％以上，收率83％以上。

富苯馏分与粗苯的组分接近，将富苯馏分和粗苯通入苯塔4，在第四预设温度下对富苯馏分和粗苯进行精馏处理。由于富苯馏分与粗苯组分接近，将两者一起通入苯塔4内，有助于避免粗苯提前进入脱重塔1、初馏塔2、萘塔3造成热负荷增加。具体地，苯塔4采用常压精馏的方式连续精馏，此处的常压即一个大气压。第四预设温度具体可以是：塔顶温度95～100℃，塔底温度125～130℃。塔顶油气经过苯塔冷凝器43冷凝后进入苯塔回流罐44形成苯、水混合物，一部分以3:1～4:1的回流比回流，另一部分进入苯水分离器45，通过静置分离苯和水，静置时间≥2h，上层得到纯度99％以上、收率90％以上的精苯，下层废水进入废水处理系统。

其中，苯塔4的塔底具有可供苯塔4的塔底形成的富甲苯组分排出的富甲苯组分排放口47，较为优选的，可将富甲苯组分排放口47与萘塔3连通，使富甲苯组分的一部分重新回配至萘塔3中，在萘塔3进行再次精馏处理，以提高萘和苯的收率。富甲苯组分的另一部分经苯塔再沸器46重新加热成为气态后回到苯塔4，为苯塔4的精馏处理提供所需的热量。

上述通过对粗芘油、粗苯油和粗苯进行分离精制，获得了高纯度的精苯和精萘，因此提高了油品的附加值。

本实施例提供的煤加氢气化油品的精制系统，通过设置脱重塔1、初馏塔2、萘塔3以及苯塔4，首先将粗芘油通入脱重塔1中，通过脱重塔1对粗芘油进行脱重处理，以获得轻芘油，再将轻芘油和粗苯油通入初馏塔2中进行精馏处理，以获得轻质组分油品，然后将轻质组分油品通入萘塔3中进行精馏处理，获得精萘和富苯馏分，接着将富苯馏分和粗苯通入苯塔4中进行精馏处理，以获得精苯，也就是说，通过如上方式获得了高附加值组分的精萘和精苯，克服了现有的油品附加值低的缺陷，不仅对加氢气化工艺进行了延展深化，而且大大提高了油品的附加值，进而提升了整个煤加氢气化技术的竞争力。同时，通过先对粗芘油进行脱重处理，避免了粗芘油中的重质组分被后续的塔重复加热导致的能量浪费，且可防止粗芘油的重质组分过度加热导致粘度增加而结焦的情况出现。而且，通过将粗芘油、粗苯油和粗苯分级加入不同的塔进行精馏，从而有效对油品的组分进行了匹配，避免三种油品同时加入一个塔进行精馏而造成热负荷过高，导致消耗过多的无效热量的情况出现。

进一步地，本实施例的煤加氢气化油品的精制系统还包括：芴塔5以及芴熔融结晶器57。

其中，芴塔5具有与初馏塔2的塔底连通的重质组分油品入口51，重质组分油品入口51用于供重质组分油品进入至芴塔5内，芴塔5用于对重质组分油品进行精馏处理，以在芴塔5的塔顶获得芴油，在芴塔5的塔底获得脱芴油。芴塔5的塔底具有可供脱芴油排出的脱芴油出口56。其中，芴熔融结晶器57具有与芴塔5的塔顶连通的可供芴油进入的芴油管道572，芴熔融结晶器57用于对芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

具体地，重质组分油品通过重质组分油品入口51进入至芴塔5中，在第二预设压力和第五预设温度下对重质组分油品进行精馏处理。此处的第二预设压力具体为芴塔5的塔顶压力，第二预设压力具体可设置为8～10kPa，即小于一个大气压。也就是说，芴塔5采用减压精馏的方式连续精馏。其中，第五预设温度具体可以为：塔顶温度215～220℃，塔底温度315～320℃。精馏处理获得的芴油由芴塔5塔顶馏出。较为优选的，可将芴塔5的塔顶与苯塔再沸器46连通，以使由芴塔5塔顶馏出的芴油在苯塔再沸器46内进行换热，为苯塔再沸器46提供热源，有效对热量进行了匹配，减少了能耗。然后芴油进入芴油换热器52，经两次冷凝后进入芴塔回流罐53。具体地，该系统还包括有芴油缓冲罐54，芴油缓冲罐54具体与芴油回流罐连通，用于储存芴油。芴油回流罐中的芴油的一部分以3.5:1～4:1的回流比回流，另一部分进入芴油缓冲罐54，芴油中芴的含量达82％以上。

芴油缓冲罐54的芴油进入芴的熔融结晶器。参照图4所示，具体地，芴熔融结晶器57具有芴油入口571、换热介质入口573、换热介质通道574和换热介质出口575。芴油通道与芴油入口571连通。芴油由芴油入口571进入至芴油通道并静置，换热介质由换热介质入口573进入至换热介质管道。换热介质优选为循环导热油，采用间歇操作，换热介质流速恒定为3-4m/s，换热介质进口初始温度为180℃，以5-6℃/h的速度逐步降温至90-95℃，此时以芴为主的组分结晶出来，排出未结晶的残液后，将换热介质以3-4℃/h的速率逐步升温至105-110℃进行发汗操作，在此过程中，除芴之外的已结晶组分逐步熔化，将重新熔化后的汗液排出并与之前排出的残液混合，称之为芴结晶残油。具体地，芴熔融结晶器57具有芴结晶残油排放口576，芴结晶残油排放口576与芴塔5连通，以使芴结晶残油经过芴结晶残油排放口576回配至芴塔5中，重复利用。剩余的晶体即为含量99％的精芴，将冷却介质以6-8℃/h的速率升温至130-140℃使芴全部熔化，进行收集，芴的收率达80％以上。

通过设置芴油缓冲罐54，利用芴油缓冲罐54对芴油进行储存，能够有效的平稳控制进入至芴熔融结晶器57内的芴油量。

本实施例的煤加氢气化油品的精制系统还包括菲塔6、菲熔融结晶器68以及芘熔融结晶器69。其中，菲塔6具有与芴塔5的塔底连通的脱芴油入口61，脱芴油入口61用于供脱芴油进入至菲塔6内，菲塔6用于对脱芴油进行精馏处理，以在菲塔6的塔顶获得菲油，在菲塔6的塔底获得富芘油。

菲熔融结晶器68具有与菲塔6的塔顶连通的可供菲油进入的菲油管道，菲熔融结晶器68用于对菲油进行熔融结晶处理，以获得精菲。芘熔融结晶器69具有与菲塔6的塔底连通的可供富芘油进入的富芘油管道，芘熔融结晶器69用于对富芘油进行熔融结晶处理，以获得精芘。

其中，菲熔融结晶器68和芘熔融结晶器69与芴熔融结晶器57的具体结构和使用原理相同，在此不再赘述。

具体地，芴塔5塔底的脱芴油经脱芴油出口56排出，一部分经芴塔加热炉55重新加热后回到芴塔5，为芴塔5的精馏处理提供所需热量，另一部分进入菲塔6，在第三预设压力和第六预设温度下对脱芴油进行精馏处理。其中，第三预设压力具体为菲塔6的塔顶压力，第三预设压力可设置为8～10kPa，即小于一个大气压，也就是说，菲塔6采用减压精馏的方式连续精馏。其中，第六预设温度具体可以为：塔顶温度245～250℃，塔底温度335～340℃。第六预设温度具体可根据实际需求进行设定。

较为优选的，可将菲塔6的塔顶与萘塔再沸器34连通，以使由菲塔6的塔顶馏出的菲油在萘塔再沸器34内进行换热，为萘塔再沸器34提供热源，有效对热量进行了匹配，减少了能耗。换热后形成菲油，进入菲油换热器62，经两步冷凝后进入菲油回流罐。具体地，该系统还包括有菲油缓冲罐64，菲油缓冲罐64具体与菲油回流罐连通，用于储存菲油。菲油回流罐中的菲油的一部分以4:1～4.5:1的回流比回流，另一部分进入菲油缓冲罐64，菲油中菲的含量达85％以上。

菲油缓冲罐64的菲油进入菲熔融结晶器68，菲油加入菲熔融结晶器68内并静置，在换热介质管道中通入换热介质，换热介质优选为循环导热油，采用间歇操作，换热介质流速恒定为3-4m/s，换热介质进口初始温度为160℃，以5-6℃/h的速度逐步降温至80-85℃，此时以菲为主的组分结晶出来，排出未结晶的残液后，将管程换热介质以3-4℃/h的速率逐步升温至90-95℃进行发汗操作，在此过程中，除菲之外的已结晶组分逐步熔化，将重新熔化后的汗液排出并与之前排出的残液混合，称之为菲结晶残油。具体地，菲熔融结晶器68具有菲结晶残油排放口，菲结晶残油排放口与菲塔6连通，以使菲结晶残油回配至菲塔6中，重复利用。剩余的晶体即为含量99％的精菲，将冷却介质以6-8℃/h的速率升温至120-130℃使菲全部熔化，进行收集，菲的收率达80％以上。

菲塔6的塔底具有富芘油出口66，该系统还包括富芘油缓冲罐67，富芘油缓冲罐67与富芘油出口66连通，用于储存富芘油。菲塔6塔底的富芘油一部分经菲塔加热炉65重新加热后进入菲塔6，另一部分进入富芘油缓冲罐67，富芘油中芘的含量达83％以上，可不经过精馏富集芘馏分，直接进入芘熔融结晶器69。富芘油加入芘熔融结晶器69内并静置，通入换热介质，换热介质优选为循环导热油，采用间歇操作，换热介质流速恒定为3-4m/s，换热介质进口初始温度为200℃，以4-5℃/h的速度逐步降温至130-135℃，此时以芘为主的组分结晶出来，排出未结晶的残液后，将管程换热介质以3-4℃/h的速率逐步升温至140-145℃进行发汗操作，在此过程中，除芘之外的已结晶组分逐步熔化，将重新熔化后的汗液排出并与之前排出的残液混合，称之为芘结晶残油。具体地，芘熔融结晶器69具有芘结晶残油排放口，芘结晶残油排放口与菲塔6连通，以使芘结晶残油回配至菲塔6中，重复利用。剩余的晶体即为含量99％的精芘，将冷却介质以5-6℃/h的速率升温至170-180℃使芘全部熔化，进行收集，芘的收率达80％以上。

芴油、菲油和富芘油进入静态熔融结晶器进行精制，操作步骤类似，都经过冷却和发汗程序，冷却和发汗后的结晶残油回配到对应的塔中，即，芴结晶残油回配至芴塔5，菲结晶残油和芘结晶残油回配到菲塔6，从而有助于减少原料损耗，增加芴、菲和芘的收率。

结合图2和图3所示，该系统还包括脱硫装置7。脱硫装置7具有进气口71和排气口72。其中，脱重塔回流罐13、初馏塔回流罐24、萘塔回流罐33、苯塔回流罐44、芴塔回流罐53以及菲塔回流罐63均具有气体排放口。其中，脱重塔回流罐13具有第一气体排放口131，初馏塔回流罐24具有第二气体排放口241，萘塔回流罐33具有第三气体排放口331，苯塔回流罐44具有第四气体排放口441，芴塔回流罐53具有第五气体排放口531，菲塔回流罐63具有第六气体排放口631。各气体排放口均与脱硫装置7的进气口71连通，脱硫装置7用于对由各气体排放口排出的气体进行脱硫处理，脱硫处理后的气体经过排气口72排出。

较为优选的，可将排气口72分别与脱重塔加热炉14、初馏塔加热炉25、芴塔加热炉55以及菲塔加热炉65连通。也就是说，将各个精馏塔塔顶回流罐的放空气收集起来，经脱硫装置7脱除硫化氢后，作为燃料气进入各塔底加热炉，燃烧后为各精馏塔提供热量，不仅避免了能量浪费，节约了燃料，降低了成本，同时放空气脱硫后最终燃烧排放，减少了环境污染，更具安全环保性。

本实施例提供的煤加氢气化油品的精制系统的优势：

(1)先将粗芘油脱除重组分，避免重组分重复加热导致的能量浪费，同时防止重组分加热结焦。

(2)原料粗芘油、粗苯油和粗苯分级加入不同的精馏塔，有效对油品的组分进行了匹配，避免三种油品同时加入同一个精馏塔造成的热负荷过高，导致消耗过多的无效热量。

(3)提取芴油、菲油、富芘油采用连续精馏方式，精馏后产品进入缓冲罐储存，相较当前工业上多采用的间歇精馏，具有生产能力大、自动化水平高、动力消耗小等优点。

(4)芴塔5塔顶的芴油、菲塔6塔顶的菲油可作为苯塔再沸器46、萘塔再沸器34的热源，有效对热量进行了匹配，节约能量。

(5)将精馏塔顶回流罐的放空气进行回收利用，脱硫后作为加热炉的燃料，节约了燃料，降低了成本，同时减少了环境污染。

(6)通过熔融结晶的方式对芴油、菲油和富芘油进行熔融结晶处理，相对于采用溶剂结晶方式，避免了溶剂的使用，减少了离心机、干燥机等设备，具有成本低、污染小的优势。

(7)熔融结晶后的结晶残油回配至精馏塔，有助于回收结晶残油中的产品，提高产品的收率。

(8)本工艺通过不同方法的耦合，一次性提取了精苯、精萘、精芴、精菲、精芘这些高附加值组分，产品的纯度和收率高，装置投资小，大大增加了煤加氢气化技术的整体经济性，适合工业化生产。

该精制系统对加氢气化所产油品进行了精制处理，依次经过粗芘油的脱重，精馏提取苯和萘，连续精馏-结晶方式精制芴、菲、芘，放空气的回收利用等步骤，以低能耗、低成本、环境友好的方式获得了纯度大于99％、收率大于80％的精苯、精萘、精芴、精菲、精芘这些高附加值精细化学品，克服了现有的油品附加值低的劣势，不仅对加氢气化工艺进行了延展深化，并且大大提高了油品的附加值，进而提升了整个加氢气化技术的经济性和竞争力。

本实施例还提供一种煤加氢气化油品的精制方法，该方法可以由上述实施例提供的煤加氢气化油品的精制系统的部分或者全部执行，以提高油品的附加值。

参照图5所示，该方法包括：

S101、将粗芘油通入脱重塔中，在第一预设压力和第一预设温度下对粗芘油进行脱重处理，以在脱重塔的塔顶获得轻芘油。

S102、将轻芘油和粗苯油通入初馏塔中，在第二预设温度下对轻芘油和粗苯油进行精馏处理，以在初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在初馏塔的塔底获得重质组分油品。

S103、将轻质组分油品通入萘塔中，在第三预设温度下对轻质组分油品进行精馏处理，以在萘塔的塔顶获得富苯馏分，在萘塔的塔底获得精萘。

S104、将富苯馏分和粗苯通入苯塔中，在第四预设温度下对富苯馏分和粗苯进行精馏处理，以在苯塔的塔顶获得精苯。

其中，在苯塔的塔底获得富甲苯组分，较为优选的，可将至少部分富甲苯组分通入至萘塔中，以使至少部分富甲苯组分在萘塔中再次进行精馏处理。

本实施例提供的利用煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法，首先将粗芘油通入脱重塔中，通过脱重塔对粗芘油进行脱重处理，以获得轻芘油，再将轻芘油和粗苯油通入初馏塔中进行精馏处理，以获得轻质组分油品，然后将轻质组分油品通入萘塔中进行精馏处理，获得精萘和富苯馏分，接着将富苯馏分和粗苯通入苯塔中进行精馏处理，以获得精苯，也就是说，通过如上方式获得了高附加值组分的精萘和精苯，克服了现有的油品附加值低的缺陷，不仅对加氢气化工艺进行了延展深化，而且大大提高了油品的附加值，进而提升了整个煤加氢气化技术的竞争力。同时，通过先对粗芘油进行脱重处理，避免了粗芘油中的重质组分被后续的塔重复加热导致的能量浪费，且可防止粗芘油的重质组分过度加热导致粘度增加而结焦的情况出现。而且，通过将粗芘油、粗苯油和粗苯分级加入不同的塔进行精馏，从而有效对油品的组分进行了匹配，避免三种油品同时加入一个塔进行精馏而造成热负荷过高，导致消耗过多的无效热量的情况出现。

进一步地，参照图6所示，在步骤S102之后，该方法还包括：

S201、将至少部分重质组分油品通入芴塔中，在第二预设压力和第五预设温度下对重质组分油品进行精馏处理，以在芴塔的塔顶获得芴油，在芴塔的塔底获得脱芴油。

具体地，可将芴塔塔顶馏出的至少部分芴油通入苯塔的苯塔再沸器中，以使芴油在苯塔再沸器内进行换热，为苯塔再沸器提供热源。

S202、对芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

具体地，可将对芴油进行熔融结晶处理后得到的芴结晶残油通入芴塔中，再次进行精馏处理，以进一步提高芴的收集率。

在步骤S201之后，该方法还包括：

S203、将至少部分脱芴油通入菲塔中，在第三预设压力和第六预设温度下对脱芴油进行精馏处理，以在菲塔的塔顶获得菲油，在菲塔的塔底获得富芘油。

具体地，可将菲塔塔顶馏出的至少部分菲油通入萘塔的萘塔再沸器中，以使菲油在萘塔再沸器内进行换热，为萘塔再沸器提供热源。

S204、对菲油和富芘油进行熔融结晶处理，以获得精菲和精芘。

其中，可将对菲油和富芘油进行熔融结晶处理后得到的菲结晶残油和芘结晶残油通入菲塔中，再次进行精馏处理，以进一步提高菲和芘的收集率。

具体实现时，该方法还包括：

通过脱硫装置对由脱重塔回流罐、初馏塔回流罐、萘塔回流罐、苯塔回流罐、芴塔回流罐以及菲塔回流罐排出的气体进行脱硫处理。进一步地，可将经脱硫处理后的气体通入至脱重塔加热炉、初馏塔加热炉、芴塔加热炉以及菲塔加热炉中。

具体实现方式和实现原理与上述实施例相同，并能带来相同或者类似的技术效果，在此不再一一赘述，具体可参照精制系统的实施例的描述。

需要说明的是，在本文中，诸如“第一”和“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个……”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。

以上所述仅是本公开的具体实施方式，使本领域技术人员能够理解或实现本公开。对这些实施例的多种修改对本领域的技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本公开的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本公开将不会被限制于本文所述的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (15)

1.一种煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，包括脱重塔(1)、初馏塔(2)、萘塔(3)以及苯塔(4)；

所述脱重塔(1)具有用于供粗芘油进入至所述脱重塔内的粗芘油入口(11)，所述脱重塔(1)用于对所述粗芘油进行脱重处理，以在所述脱重塔(1)的塔顶获得轻芘油；

所述初馏塔(2)具有轻芘油入口(21)以及用于供粗苯油进入至所述初馏塔(2)内的粗苯油入口(22)，所述轻芘油入口(21)与所述脱重塔(1)的塔顶连通，以供所述轻芘油进入至所述初馏塔(2)内，所述初馏塔(2)用于对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔(2)的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔(2)的塔底获得重质组分油品；

所述萘塔(3)具有与所述初馏塔(2)的塔顶连通的轻质组分油品入口(31)，所述轻质组分油品入口(31)用于供所述轻质组分油品进入至所述萘塔(3)内，所述萘塔(3)用于对所述轻质组分油品进行精馏处理，以在所述萘塔(3)的塔顶获得富苯馏分，在所述萘塔(3)的塔底获得精萘；

所述苯塔(4)具有富苯馏分入口(41)以及用于供粗苯进入至所述苯塔(4)内的粗苯入口(42)，所述富苯馏分入口(41)与所述萘塔(3)的塔顶连通，以供所述富苯馏分进入至所述苯塔(4)内，所述苯塔(4)用于对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔(4)的塔顶获得精苯；

所述精制系统还包括芴塔(5)，所述芴塔(5)具有与所述初馏塔(2)的塔底连通的重质组分油品入口(51)，所述重质组分油品入口(51)用于供所述重质组分油品进入至所述芴塔(5)内，所述芴塔(5)用于对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔(5)的塔顶获得芴油，在所述芴塔(5)的塔底获得脱芴油；

所述精制系统还包括菲塔(6)，所述菲塔(6)具有与所述芴塔(5)的塔底连通的脱芴油入口(61)，所述脱芴油入口(61)用于供所述脱芴油进入至所述菲塔(6)内，所述菲塔(6)用于对所述脱芴油进行精馏处理，以在所述菲塔(6)的塔顶获得菲油，在所述菲塔(6)的塔底获得富芘油。

2.根据权利要求1所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述精制系统还包括芴熔融结晶器(57)；

所述芴熔融结晶器(57)具有与所述芴塔(5)的塔顶连通的可供所述芴油进入的芴油管道(572)，所述芴熔融结晶器(57)用于对所述芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

3.根据权利要求2所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述精制系统还包括菲熔融结晶器；

所述菲熔融结晶器具有与所述菲塔(6)的塔顶连通的可供所述菲油进入的菲油管道，所述菲熔融结晶器用于对所述菲油进行熔融结晶处理，以获得精菲。

4.根据权利要求3所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述精制系统还包括芘熔融结晶器；

所述芘熔融结晶器具有与所述菲塔(6)的塔底连通的可供所述富芘油进入的富芘油管道，所述芘熔融结晶器用于对所述富芘油进行熔融结晶处理，以获得精芘。

5.根据权利要求4所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述芴熔融结晶器(57)具有芴结晶残油排放口(576)，所述芴结晶残油排放口(576)与所述芴塔(5)连通，以使所述芴油进行熔融结晶处理后形成的芴结晶残油进入至所述芴塔(5)内；

所述菲熔融结晶器具有菲结晶残油排放口，所述芘熔融结晶器具有芘结晶残油排放口，所述菲结晶残油排放口和所述芘结晶残油排放口均与所述菲塔(6)连通，以使所述菲油进行熔融结晶处理后形成的菲结晶残油和所述富芘油进行熔融结晶处理后形成的芘结晶残油进入至所述菲塔(6)内。

6.根据权利要求3所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述苯塔(4)的塔底具有苯塔再沸器(46)，所述芴塔(5)的塔顶与所述苯塔再沸器(46)连通，以使所述芴油在所述苯塔再沸器(46)内进行换热，为所述苯塔再沸器(46)提供热源；

所述萘塔(3)的塔底具有萘塔再沸器(34)，所述菲塔(6)的塔顶与所述萘塔再沸器(34)连通，以使所述菲油在所述萘塔再沸器(34)内进行换热，为所述萘塔再沸器(34)提供热源。

7.根据权利要求1至6任一项所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述苯塔(4)的塔底具有富甲苯组分排放口(47)，所述富甲苯组分排放口(47)与所述萘塔(3)连通，以使在所述苯塔(4)进行精馏处理时形成在所述苯塔(4)塔底的至少部分富甲苯组分进入至所述萘塔(3)中进行精馏处理。

8.根据权利要求3至6任一项所述的煤加氢气化油品的精制系统，其特征在于，所述精制系统还包括脱硫装置(7)；

所述脱重塔(1)的脱重塔回流罐(13)、所述初馏塔(2)的初馏塔回流罐(24)、所述萘塔(3)的萘塔回流罐(33)、所述苯塔(4)的苯塔回流罐(44)、所述芴塔(5)的芴塔回流罐(53)以及所述菲塔(6)的菲塔回流罐(63)均具有气体排放口，各所述气体排放口均与所述脱硫装置(7)连通，所述脱硫装置(7)用于对由各所述气体排放口排出的气体进行脱硫处理，所述脱硫装置(7)具有排气口(72)，所述排气口(72)分别与所述脱重塔(1)的脱重塔加热炉(14)、所述初馏塔(2)的初馏塔加热炉(25)、所述芴塔(5)的芴塔加热炉(55)以及所述菲塔(6)的菲塔加热炉(65)连通。

9.一种利用如权利要求1至8任一项所述的煤加氢气化油品的精制系统进行油品精制的方法，其特征在于，所述方法包括：

将粗芘油通入脱重塔中，在第一预设压力和第一预设温度下对所述粗芘油进行脱重处理，以在所述脱重塔的塔顶获得轻芘油；

将所述轻芘油和粗苯油通入初馏塔中，在第二预设温度下对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔的塔底获得重质组分油品；

将所述轻质组分油品通入萘塔中，在第三预设温度下对所述轻质组分油品进行精馏处理，以在所述萘塔的塔顶获得富苯馏分，在所述萘塔的塔底获得精萘；

将所述富苯馏分和粗苯通入苯塔中，在第四预设温度下对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔的塔顶获得精苯；

其中，所述将所述轻芘油和粗苯油通入初馏塔中，在第二预设温度下对所述轻芘油和所述粗苯油进行精馏处理，以在所述初馏塔的塔顶获得轻质组分油品，在所述初馏塔的塔底获得重质组分油品的步骤之后，所述方法还包括：

将至少部分所述重质组分油品通入芴塔中，在第二预设压力和第五预设温度下对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油；

将至少部分所述脱芴油通入菲塔中，在第三预设压力和第六预设温度下对所述脱芴油进行精馏处理，以在所述菲塔的塔顶获得菲油，在菲塔的塔底获得富芘油。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述将至少部分所述重质组分油品通入芴塔中，在第二预设压力和第五预设温度下对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油的步骤之后，所述方法还包括：

对所述芴油进行熔融结晶处理，以获得精芴。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述将至少部分所述重质组分油品通入芴塔中，在第五预设温度下对所述重质组分油品进行精馏处理，以在所述芴塔的塔顶获得芴油，在所述芴塔的塔底获得脱芴油的步骤之后，所述方法还包括：

对所述菲油和所述富芘油进行熔融结晶处理，以获得精菲和精芘。

12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：

将对所述芴油进行熔融结晶处理后得到的芴结晶残油通入所述芴塔中；

将对所述菲油和所述富芘油进行熔融结晶处理后得到的菲结晶残油和芘结晶残油通入所述菲塔中。

13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：

将至少部分所述芴油通入苯塔再沸器中，以使所述芴油在所述苯塔再沸器内进行换热，为所述苯塔再沸器提供热源；

将至少部分所述菲油通入萘塔再沸器中，以使所述菲油在所述萘塔再沸器内进行换热，为所述萘塔再沸器提供热源。

14.根据权利要求9至13任一项所述的方法，其特征在于，所述将所述富苯馏分和粗苯通入苯塔中，在第四预设温度下对所述富苯馏分和所述粗苯进行精馏处理，以在所述苯塔的塔顶获得精苯的步骤之后，所述方法还包括：

将在所述苯塔的塔底形成的至少部分富甲苯组分通入至所述萘塔中，以使所述至少部分富甲苯组分在所述萘塔中进行精馏处理。

15.根据权利要求11至13任一项所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：

通过脱硫装置对由脱重塔回流罐、初馏塔回流罐、萘塔回流罐、苯塔回流罐、芴塔回流罐以及菲塔回流罐排出的气体进行脱硫处理；

将经脱硫处理后的气体通入至脱重塔加热炉、初馏塔加热炉、芴塔加热炉以及菲塔加热炉中。

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