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一种将 煤 热解产物转化为 汽油、柴油和氢气的方法

阅读：826发布：2020-05-13

专利汇可以提供一种将煤热解产物转化为汽油、柴油和氢气的方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及一种将煤热解产物转化为高辛烷值汽油、柴油和氢气的方法，其中，首先将煤热解产物按馏份的轻重分割成五个馏分段的烃类混合物，然后通过尾气处理、催化裂化、深度加氢、溶剂油加氢、焦化处理、催化重整、烷基化处理和任选的C5/C6异构化处理等技术的组合对各馏分段的产物进行处理，从而以高的效率和良好的经济效益将煤热解产物转化成高辛烷值汽油、柴油和氢气。，下面是一种将煤热解产物转化为汽油、柴油和氢气的方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种将煤热解产物转化为高辛烷值汽油、柴油和氢气的方法，其中，所述方法包括以下步骤：
(1)将煤热解产物按馏份的轻重分割成尾气、热解轻油、热解重油、溶剂油、减底油渣五个馏分段的烃类混合物；
(2)将所述尾气进行水洗分离得到重烃和预处理后尾气，将所述重烃进行吸收稳定处理，得到吸收稳定石脑油和吸收稳定LPG，将所述预处理后尾气进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气；
(3)使所述溶剂油进入溶剂油加氢单元，经加氢处理后得到供氢溶剂油、加氢轻油和加氢气体；
(4)使所述减底油渣进入焦化单元，得到焦化重油和焦化轻油；
(5)将所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元，经加氢处理后分馏得到深度加氢柴油、重石脑油和轻石脑油；
(6)将部分或全部的深度加氢柴油进行催化裂化，得到催化重汽油和催化轻汽油以及混合碳三和混合碳四；将所述催化轻汽油进行醚化处理，得到醚化汽油；
(7)将所述重石脑油以及部分或全部的所述吸收稳定石脑油进行催化重整，得到重整汽油、重整LPG和重整解析气；任选地，将所述轻石脑油进行C5/C6异构化处理，得到异构化汽油和异构LPG；
(8)将所述混合碳四在MTBE单元中处理，得到MTBE和醚后碳四；
(9)将所述醚后碳四、所述混合碳三、所述吸收稳定LPG以及所述重整LPG和任选的所述异构LPG进行烷基化处理，得到烷基化汽油和烷基化LPG；
(10)将所述烷基化汽油、所述催化重汽油、所述醚化汽油、所述重整汽油、所述MTBE和任选的所述异构化汽油进行调和，得到高辛烷值汽油。
2.如权利要求1所述的方法，在所述步骤(2)中，所述尾气首先经过水洗塔进行洗涤并随后进行冷却，优选冷却至5℃～15℃，进一步优选冷却至6℃～9℃，来进行所述水洗分离；
优选地，所述吸收稳定处理采用吸收脱吸塔和稳定塔的组合来进行；
优选地，所述吸收脱吸塔理论塔板数为10～20、优选15～18，塔顶温度为40℃～50℃、优选42℃～48℃，塔底温度为120℃～130℃、优选124℃～128℃，操作压力为0.5MpaG～
1MPaG、优选0.6MpaG～0.9MPaG；
优选地，所述稳定塔理论塔板数为20～30、优选22～28，塔顶温度为60℃～70℃、优选
62℃～68℃，塔底温度为190℃～200℃、优选192℃～195℃，操作压力为0.5MpaG～
1.5MPaG、优选0.9MpaG～1.0MPaG。
3.如权利要求1或2所述的方法，在所述步骤(3)中，所述溶剂油加氢单元的操作条件为：溶剂油加氢体积空速0.1h-1～1h-1、优选0.5h-1～1h-1；氢油体积比500～1500、优选1000～1500；
优选地，所述供氢溶剂油返回煤的加氢热解单元。
4.如权利要求1-3中任一项所述的方法，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为灵活焦化单元；
优选地，在所述灵活焦化单元中，灵活焦化反应器的操作温度为400℃～600℃、优选
480℃～550℃；操作压力0MPaG～0.2MPaG、优选0.05MPaG～0.15MPaG；
优选地，使所述减底油渣进入所述灵活焦化单元，经处理后进一步获得热值低于
1200Kcal/Nm3的低热值气体；
优选地，将所述低热值气体与所述预处理后尾气混合后进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气；
优选地，所述MDEA脱硫处理的条件为：脱硫塔理论塔板数为10～20、优选10～15，操作压力为0.5MpaG～1.0MPaG、优选0.6MpaG～0.9MPaG，塔顶温度为35℃～45℃、优选38℃～42℃，胺液浓度为20wt％～30wt％、优选22wt％～26wt％；再生塔理论塔板数为10～20、优选
10～15，操作温度为120℃～130℃、优选120℃～125℃，操作压力为0.10MPaG～0.20MPaG、优选0.10MPaG～0.15MPaG；
进一步优选地，所述变压吸附处理的处理条件为：变压吸附塔操作温度≤40℃，吸附时压力2.0MPaG～2.5MPaG、优选2.3MPaG～2.5MPaG，再生时压力为0.02MpaG～0.07MpaG、优选
0.04MpaG～0.05MpaG。
5.如权利要求1-3中任一项所述的方法，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为延迟焦化单元；
优选地，在所述延迟焦化单元中，焦炭塔的塔顶压力为0.15MPaG～0.2MPaG、优选
0.17MPaG～0.19MPaG；焦炭塔的进料加热炉的出口温度为495℃～505℃、优选498℃～502℃；
优选地，使所述减底油渣进入所述延迟焦化单元，经处理后进一步获得焦炭；
优选地，使所述焦炭经过气化和净化后，再经过费托合成生产费托合成油品；
或者，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为流化焦化单元。
6.如权利要求1-5中任一项所述的方法，在所述步骤(5)中，将部分的所述吸收稳定石油脑与所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油、以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元；
优选地，所述深度加氢单元的操作条件：深度加氢体积空速为0.1h-1～1h-1、优选0.3h-1～0.7h-1，氢油体积比为500～1500、优选1000～1400；
优选地，经所述加氢处理后分馏得到富氢尾气；
优选地，将所述富氢尾气循环回所述步骤(2)中进行水洗分离；
优选地，将部分的所述深度加氢柴油收集作为清洁柴油。
7.如权利要求1-6中任一项所述的方法，在所述步骤(6)中，所述深度加氢柴油进入催化裂化单元中经加热、优选加热至180℃～220℃、更优选190℃～210℃后送至所述催化裂化单元的提升管的进料喷嘴与雾化蒸汽混合，优选所述雾化蒸汽的质量相对于所述深度加氢柴油的质量为6％～8％；混合后的物料经所述进料喷嘴喷出并与再生催化剂接触，从而发生裂化反应生成轻质馏分；所述轻质馏分经分馏得到催化汽油和催化裂化气体，将所述催化汽油进行切割处理以切割成催化轻汽油和催化重汽油；同时，将所述催化裂化气体进行吸收稳定处理以回收LPG，并将回收的LPG分离成混合碳三和混合碳四；
优选地，所述再生催化剂为USY型分子筛催化剂，如ZCM-7分子筛催化剂、CHZ-1分子筛催化剂和LCH-7分子筛催化剂；或复合分子筛催化剂，如RMG催化剂；
优选地，在所述步骤(6)中，所述分馏的操作条件为：分馏塔的塔顶压力0.05MpaG～
0.15MpaG、优选0.08MPaG～0.12MpaG；分馏塔的塔顶操作温度为80℃～150℃、优选90℃～
110℃；分馏塔的塔底操作温度为280℃～350℃、优选300℃～320℃；
优选地，所述切割处理的操作条件为：催化汽油切割塔的塔顶温度80℃～95℃、优选85℃～90℃；塔顶压力0.2MPaG～0.3MPaG、优选0.22MPaG～0.28MPaG；
优选地，所述吸收稳定处理的操作条件为：催化裂化吸收塔的塔顶温度45℃～55℃、优选48℃～52℃，塔顶压力1.0MPaG～1.5MPaG、优选1.2MPaG～1.4MPaG；催化裂化脱吸塔的塔顶温度60℃～70℃、优选62℃～68℃，塔顶压力1.0MPaG～2.0MPaG、优选1.2MPaG～
1.4MPaG；稳定塔的塔顶温度60℃～70℃、优选62℃～68℃，塔顶压力0.9MPaG～1.2MPaG、优选1MPaG～1.1MPaG；
优选地，使所述催化轻汽油进入轻汽油醚化单元中，与甲醇混合后，所述催化轻汽油中的活性烯烃与甲醇在醚化催化剂存在的条件下反应生成烷基醚产物，使所述烷基醚产物经精馏和萃取分离出甲醇后，得到醚化汽油；
优选地，所述醚化催化剂为D001型、D005型或D005 IIS型非碱性阳离子交换树脂催化剂，优选D005型非碱性阳离子交换树脂催化剂；
优选地，所述催化轻汽油中的活性烯烃与甲醇在温度为35℃～55℃、优选40℃～50℃，压力为0.25MPaG～1.0MPaG、优选0.6MPaG～0.8MPaG的条件下反应；
优选地，所述精馏的操作条件为：精馏塔的塔顶温度65℃～80℃、优选70℃～75℃；塔底温度125℃～135℃、优选128℃～132℃；精馏塔的操作压力0.2MPaG～0.3MPaG、优选
0.22MPaG～0.28MPaG；
优选地，在所述步骤(6)中，所述萃取的操作条件为：萃取塔操作温度35℃～45℃、优选
38℃～42℃；萃取塔操作压力0.5MPaG～1.0MPaG、优选0.7MPaG～0.9MPaG。
8.如权利要求1-7中任一项所述的方法，在所述步骤(7)中，所述催化重整的操作条件为：质量空速1.5～2.5、优选1.8～2.2，温度510℃～530℃、优选515℃～525℃，压力
0.1MPaG～0.5MPaG、优选0.2MPaG～0.4MPaG；
优选地，所述催化重整的催化剂为Pt-Al2O3；
优选地，所述异构化处理的操作条件为：温度160℃～190℃、优选170℃～180℃；压力
2.5MPaG～3.5MPaG、优选2.9MPaG～3.3MPaG；
优选地，所述异构化处理的催化剂为Pt-Cl/Al2O3；
优选地，在催化重整单元内或C5/C6异构单元内分别设置吸收稳定系统、或在两者中的任一单元内设置共用的吸收稳定系统。
9.如权利要求1-8中任一项所述的方法，在所述步骤(8)中，所述混合碳四在所述MTBE单元中与甲醇混合，然后，所述混合碳四中的异丁烯与甲醇在催化剂存在的条件下反应生成MTBE产物，使所述MTBE产物经精馏和萃取分离出甲醇后，得到MTBE和醚后碳四；
优选地，所述催化剂为强酸性阳离子交换树脂、优选D006型强酸性大孔径阳离子交换树脂；
优选地，所述混合碳四中的异丁烯与甲醇在温度为40℃～70℃、优选55℃～65℃，压力为0.45MPaG～1.0MPaG、优选0.5MPaG～0.7MPaG的条件下反应；
优选地，所述精馏的操作条件：精馏塔的塔顶温度为60℃～80℃、优选65℃～75℃；塔底温度为120℃～140℃、优选125℃～135℃；精馏塔操作压力为0.55MPaG～0.75MPaG、优选
0.6MPaG～0.7MPaG；
优选地，所述萃取的操作条件：萃取塔操作温度为30℃～50℃、优选35℃～45℃；萃取塔操作压力为0.5MPaG～0.7MPaG、优选0.55MPaG～0.65MPaG。
10.如权利要求1-9中任一项所述的方法，在所述步骤(9)中，所述烷基化处理采用选自如下的烷基化技术中的任一种进行：硫酸法烷基化技术、氢氟酸法烷基化技术、固体酸烷基化技术和离子液体烷基化技术；
优选地，所述烷基化处理采用选自硫酸法烷基化技术、氢氟酸法烷基化、离子液体烷基化技术中的任一种进行；
优选地，所述硫酸法烷基化技术的工艺条件：酸烃体积比为(0.5-1.5):1、优选(0.8～
1.2):1，反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比为(5～15):1、优选(8-12):1，反应温度为4.5℃～12℃、优选5℃～10℃，反应压力为0.2MPaG～0.8MPaG、优选0.3MPaG～0.6MPaG，反应时间为20min～30min、优选22min～26min；
或者优选地，所述氢氟酸法烷基化技术的工艺条件：反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比为(10～15):1，反应温度为25℃～40℃，反应时间为5min～20min；
或者优选地，所述离子液体烷基化技术的工艺条件：反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比为(5～15):1、优选(8～12):1，反应温度为10℃～30℃、优选15℃～25℃，反应压力为
0.5MPaG～1.0MPaG、优选0.6MPaG～0.9MPaG，反应时间为0.3min～2.5min、优选1.5min～
2min。

说明书全文

一种将煤 热解产物转化为 汽油、柴油和氢气的方法

技术领域

[0001] 本发明属于煤深加工领域，具体而言，涉及一种将煤热解产物转化为汽油、柴油和氢气的方法。

背景技术

[0002] 我国煤炭资源丰富，发展煤制油化工产业，对于缓解石油供需矛盾，实现煤炭清洁利用具有重要意义。

[0003] 通过煤炭液化生产油品主要有三种途径：煤炭干馏(也称为煤热解)后，部分转化为焦油的部分液化过程；煤炭经过直接加氢完全转化成油品的直接液化过程；以及煤炭经过气化生产合成气，再经过费托合成生产优质油品的间接液化过程。上述三种途径早在上世纪早期就已经进入了工业化生产，并成为德国在第二次世界大战中主要的油品生产途径。

[0004] 就现在的煤炭液化技术而言，大规模干馏技术面临的最大挑战是开发高效环保的工艺技术、常压干馏气体(包括烟道气和燃气)的有效处理和利用方法，虽然间接液化过程在大型化、安全可靠和环境保护方面得到了验证，但其最大的问题是由于气化原料热值低等原因使得吨油煤炭消耗量较大。直接液化过程仍然存在着设备制造、安全稳定运行以及产品柴油质量不高等问题。

[0005] CN101311246A公开了一种煤直接液化油的缓和加氢提质方法，该方法将煤直接液化油与氢气混合，进入加氢稳定反应器，在加氢稳定催化剂的作用下进行脱硫、脱氮、脱芳烃及烯烃饱和反应，反应产物经过分离、分馏后得到石脑油馏分和柴油馏分，所得的柴油馏分与氢气混合后进入加氢改质反应器，与加氢改质催化剂接触反应，其反应产物经分离、分馏后得到柴油产品。该发明提供的方法将稳定加氢单元和加氢改质单元有效地组合在一起，能生产十六烷值达到45的柴油产品。

[0006] CN102206511A公开了一种煤直接液化油和延迟焦化重柴油馏分混合进行加氢改质生产柴油的方法。

[0007] CN103965961A公开了一种煤直接液化油经过全馏分加氢处理后得到石脑油馏分、中质馏分油和重质馏分油的工艺，其中石脑油馏分经催化重整处理后得到汽油。

[0008] 然而，现有技术公开的煤直接液化产物的加工方案中，主要生产柴油的方案会副产大量的石脑油和液化气，产品的经济性较差，造成该方案经济性较差。生产汽油的方案主要公开以煤液化产物中的某个馏分段来生产汽油，汽油收率低，其余的馏分中的相关组分没有得到有效利用。

[0009] 因此，针对现有技术中存在的问题，开发全馏分段的煤热解产物的提质工艺，从源头上进行整合和改进，既可提高费托合成产物的利用效率，又能提高经济效益。

发明内容

[0010] 本发明的目的是为了解决现有技术中的煤热解产物加工利用效率低、产品加工路线经济性差的技术问题，根据煤热解产物的特点，通过对现有技术的优化组合和工艺改进，提出一种改进的、经济性更好的成套油品加工流程，主要用于制取清洁的高辛烷值汽油、柴油和氢气。

[0011] 本发明人通过研究发现，针对现有的煤热解产物，将尾气处理、催化裂化、深度加氢、溶剂油加氢、焦化处理、催化重整、烷基化处理、C5/C6异构化处理等技术组合使用，能够以高的效率和良好的经济效益将煤热解产物转化为汽油、柴油和氢气。

[0012] 因此，本发明公开了一种将煤热解产物转化为高辛烷值汽油、柴油和氢气的方法，其中，所述方法包括以下步骤：

[0013] (1)将煤热解产物按馏份的轻重分割成尾气、热解轻油、热解重油、溶剂油、减底油渣五个馏分段的烃类混合物；

[0014] (2)将所述尾气进行水洗分离得到重烃和预处理后尾气，将所述重烃进行吸收稳定处理，得到吸收稳定石脑油和吸收稳定LPG，将所述预处理后尾气进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气；

[0015] (3)使所述溶剂油进入溶剂油加氢单元，经加氢处理后得到供氢溶剂油、加氢轻油和加氢气体；

[0016] (4)使所述减底油渣进入焦化单元，得到焦化重油和焦化轻油；

[0017] (5)将所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元，经加氢处理后分馏得到深度加氢柴油、重石脑油和轻石脑油；

[0018] (6)将部分或全部的深度加氢柴油进行催化裂化，得到催化重汽油和催化轻汽油以及混合碳三和混合碳四；将所述催化轻汽油进行醚化处理，得到醚化汽油；

[0019] (7)将所述重石脑油以及部分或全部的所述吸收稳定石脑油进行催化重整，得到重整汽油、重整LPG和重整解析气；任选地，将所述轻石脑油进行C5/C6异构化处理，得到异构化汽油和异构LPG；

[0020] (8)将所述混合碳四在MTBE单元中处理，得到MTBE和醚后碳四；

[0021] (9)将所述醚后碳四、所述混合碳三、所述吸收稳定LPG以及所述重整LPG和任选的所述异构LPG进行烷基化处理，得到烷基化汽油和烷基化 LPG；

[0022] (10)将所述烷基化汽油、所述催化重汽油、所述醚化汽油、所述重整汽油、所述MTBE和任选的所述异构化汽油进行调和，得到高辛烷值汽油。

[0023] 本发明具有如下特点：

[0024] (i)提供了一种对全馏份的煤热解产物进行加工的集成工艺流程，使煤热解产物中的各组分均能得到有效利用；

[0025] (ii)采用水洗分离、MDEA(N-甲基二乙醇胺)脱硫和PSA(变压吸附)以及吸收稳定处理的组合方案，将作为煤热解产物的组分之一的尾气深度分离利用，充分回收了石脑油、LPG和氢气等有效组分；进一步地，通过将尾气中的石脑油加工成重整汽油以及将尾气中的LPG加工成烷基化汽油，增加了液体收率，提高了附加值；

[0026] (iii)将深度加氢后得到的重石脑油和轻石脑油分别转化成重整汽油和异构化汽油，减少了经济性较差的石脑油的产量，有利于进一步获得高辛烷值的清洁汽油产品，提高了经济效益；

[0027] (iv)使用催化裂化工艺可以将深度加氢柴油转化成高辛烷值的催化汽油(包括催化轻汽油和催化重汽油)；或者还可以将深度加氢柴油作为最终的清洁柴油，直接后续利用；其中的催化轻汽油进一步醚化，能够生成醚化汽油，进一步提高了汽油的辛烷值；

[0028] (v)将催化裂化气体中的LPG分离成混合碳四和混合碳三，混合碳四中的异丁烯被加工成高附加值的汽油添加剂MTBE(甲基叔丁基醚)，混合碳三中的烯烃被加工成烷基化汽油，提高了LPG的利用效率。附图说明

[0029] 图1为示出从煤热解产物生产高辛烷值汽油、柴油和氢气的一种流程的示意图(其中的焦化单元采用灵活焦化工艺)；

[0030] 图2为示出从煤热解产物生产高辛烷值汽油、柴油和氢气的一种流程的示意图(其中的焦化单元采用延迟焦化工艺)；

[0031] 图3为示出从煤热解产物生产高辛烷值汽油、柴油和氢气的一种流程的示意图(其中，由尾气处理得到的吸收稳定石脑油不进行深度加氢处理，并且烷基化处理采用离子液体烷基化技术)。

具体实施方式

[0032] 如下的示例性的实施方式仅是用于对本发明的方案进行解释，而并不旨在以任何方式限制本申请的保护范围。

[0033] 在本发明中，除非另有说明，所述热解轻油主要是馏程为90℃以上且低于175℃的烃类混合物。

[0034] 在本发明中，除非另有说明，所述热解重油主要是馏程在175℃～450℃的烃类混合物。

[0035] 在本发明中，除非另有说明，所述溶剂油主要是馏程为290℃以上且低于460℃的烃类混合物。

[0036] 在本发明中，除非另有说明，所述减底渣油是馏程为460℃以上的烃类混合物。

[0037] 在本发明中，除非另有说明，术语“焦化轻油”主要是馏程在C5烃类的馏程以上且低于175℃的烃类混合物。

[0038] 在本发明中，除非另有说明，术语“焦化重油”主要是馏程为175℃～540℃的烃类混合物。

[0039] 在本发明中，除非另有说明，术语“重石脑油”是指C7～C10烃类馏分。

[0040] 在本发明中，除非另有说明，术语“轻石脑油”是指C5～C6烃类馏分。

[0041] 在本发明中，除非另有说明，术语“高辛烷值汽油”是指烷基化汽油、催化重汽油、醚化汽油、重整汽油、MTBE和任选的异构化汽油的调和组分，其中，所述“高辛烷值”是指RON为85以上。

[0042] 在本发明中，除非另有说明，术语“部分或全部”是指该术语修饰的对象的一部分(例如，大于0％至小于100％)或者其全体。

[0043] 在一个实施方式中，本发明涉及一种将煤热解产物转化为高辛烷值汽油、柴油和氢气的方法，其中，所述方法包括以下步骤：

[0044] (1)将煤热解产物按馏份的轻重分割成尾气、热解轻油、热解重油、溶剂油、减底油渣五个馏分段的烃类混合物；

[0045] (2)将所述尾气进行水洗分离得到重烃和预处理后尾气，将所述重烃进行吸收稳定处理，得到吸收稳定石脑油和吸收稳定LPG，将所述预处理后尾气进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气；

[0046] (3)使所述溶剂油进入溶剂油加氢单元，经加氢处理后得到供氢溶剂油、加氢轻油和加氢气体；

[0047] (4)使所述减底油渣进入焦化单元，得到焦化重油和焦化轻油；

[0048] (5)将所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元，经加氢处理后分馏得到深度加氢柴油、重石脑油和轻石脑油；

[0049] (6)将部分或全部的深度加氢柴油进行催化裂化，得到催化重汽油和催化轻汽油以及混合碳三和混合碳四；将所述催化轻汽油进行醚化处理，得到醚化汽油；

[0050] (7)将所述重石脑油以及部分或全部的所述吸收稳定石脑油进行催化重整，得到重整汽油、重整LPG和重整解析气；任选地，将所述轻石脑油进行C5/C6异构化处理，得到异构化汽油和异构LPG；

[0051] (8)将所述混合碳四在MTBE单元中处理，得到MTBE和醚后碳四；

[0052] (9)将所述醚后碳四、所述混合碳三、所述吸收稳定LPG以及所述重整LPG和任选的所述异构LPG进行烷基化处理，得到烷基化汽油和烷基化LPG；

[0053] (10)将所述烷基化汽油、所述催化重汽油、所述醚化汽油、所述重整汽油、所述MTBE和任选的所述异构化汽油进行调和，得到高辛烷值汽油。

[0054] 在优选的实施方式中，在所述步骤(2)中，所述尾气首先经过水洗塔进行洗涤并随后进行冷却(优选冷却至5℃～15℃，进一步优选冷却至 6℃～9℃)，来进行所述水洗分离。经过水洗塔进行洗涤能够脱除尾气中的氨，通过使水洗后的尾气冷却能够进一步分离出尾气中携带的少量水分和重烃。

[0055] 在优选的实施方式中，在所述步骤(2)中，所述吸收稳定处理采用吸收脱吸塔和稳定塔的组合来进行。优选地，所述吸收脱吸塔理论塔板数为 10～20、优选15～18，塔顶温度为40℃～50℃、优选42℃～48℃，塔底温度为 120℃～130℃、优选124℃～128℃，操作压力为0.5MpaG～1MPaG、优选 0.6MpaG～0.9MPaG；优选地，所述稳定塔理论塔板数为20～30、优选22～28，塔顶温度为60℃～70℃、优选62℃～68℃，塔底温度为190℃～200℃、优选 192℃～195℃，操作压力为0.5MpaG～1.5MPaG、优选0.9MpaG～1.0MPaG。

[0056] 在优选的实施方式中，在所述步骤(3)中，所述溶剂油加氢单元的操作条件为：溶-1 -1 -1 -1剂油加氢体积空速0.1h ～1h 、优选0.5h ～1h ；氢油体积比 500～1500、优选1000～
1500。

[0057] 在优选的实施方式中，在所述步骤(3)中，所述供氢溶剂油返回煤的加氢热解单元。

[0058] 在一个优选的实施方式中，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为灵活焦化单元。在进一步优选的实施方式中，在所述灵活焦化单元中，灵活焦化反应器的操作温度为400℃～600℃、优选480℃～550℃；操作压力为 0MPaG～0.2MPaG、优选0.05MPaG～0.15MPaG。在进一步优选的实施方式中，使所述减底油渣进入所述灵活焦化单元，经处理后可进一步获得热值低于 1200Kcal/Nm3的低热值气体。在进一步优选的实施方式中，将所述低热值气体与所述预处理后尾气混合后进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气。在进一步优选的实施方式中，所述MDEA脱硫处理的条件为：脱硫塔理论塔板数为10～20、优选10～15，操作压力为0.5MpaG～1.0MPaG、优选 0.6MpaG～0.9MPaG，塔顶温度为35℃～45℃、优选38℃～
42℃，胺液浓度为20wt％～30wt％、优选22wt％～26wt％；再生塔理论塔板数为10～20、优选 10～15，操作温度为120℃～130℃、优选120℃～125℃，操作压力为 0.10MPaG～
0.20MPaG、优选0.10MPaG～0.15MPaG。在进一步优选的实施方式中，所述变压吸附处理的条件为：变压吸附塔操作温度≤40℃，吸附时压力2.0MPaG～2.5MPaG、优选2.3MPaG～
2.5MPaG，再生时压力为 0.02MpaG～0.07MpaG、优选0.04MpaG～0.05MpaG。

[0059] 在另一优选的实施方式中，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为延迟焦化单元。在进一步优选的实施方式中，在所述延迟焦化单元中，焦炭塔的塔顶压力为0.15MPaG～0.2MPaG、优选0.17MPaG～0.19MPaG；焦炭塔的进料加热炉的出口温度为495℃～505℃、优选498℃～502℃。在进一步优选的实施方式中，使所述减底油渣进入所述延迟焦化单元，经处理后可进一步获得焦炭。在进一步优选的实施方式中，使所述焦炭经过气化和净化后，再经过费托合成生产费托合成油品。

[0060] 在另一优选的实施方式中，在所述步骤(4)中，所述焦化单元为流化焦化单元。

[0061] 在优选的实施方式中，在所述步骤(5)中，将部分的所述吸收稳定石油脑与所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油、以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元。

[0062] 在优选的实施方式中，在所述步骤(5)中，所述深度加氢单元的操作条件为：深度加氢体积空速为0.1h-1～1h-1、优选0.3h-1～0.7h-1，氢油体积比为 500～1500、优选1000～1400。

[0063] 在优选的实施方式中，在所述步骤(5)中，经加氢处理后分馏还可得到富氢尾气。优选地，将所述富氢尾气循环回所述步骤(2)中进行水洗分离。

[0064] 在优选的实施方式中，在所述步骤(5)中，将部分的所述深度加氢柴油收集作为清洁柴油。

[0065] 在优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述深度加氢柴油进入催化裂化单元中经加热(优选加热至180℃～220℃、更优选190℃～210℃)后送至所述催化裂化单元的提升管的进料喷嘴与雾化蒸汽(优选地，所述雾化蒸汽的质量相对于所述深度加氢柴油的质量为6％～8％)混合；混合后的物料经所述进料喷嘴喷出并与再生催化剂接触，从而发生裂化反应生成轻质馏分；所述轻质馏分经分馏得到催化汽油和催化裂化气体，将所述催化汽油进行切割处理以切割成催化轻汽油和催化重汽油；同时，将所述催化裂化气体进行吸收稳定处理以回收LPG，并将回收的LPG分离成混合碳三和混合碳四。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述再生催化剂为 USY型分子筛催化剂，如ZCM-7分子筛催化剂、CHZ-1分子筛催化剂和 LCH-7分子筛催化剂；或复合分子筛催化剂，如RMG催化剂。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述分馏的操作条件为：分馏塔的塔顶压力0.05MpaG～0.15MpaG、优选0.08MPaG～0.12MpaG，分馏塔的塔顶操作温度为80℃～150℃、优选90℃～110℃，分馏塔的塔底操作温度为280℃～350℃、优选300℃～320℃。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6) 中，所述切割处理的操作条件为：催化汽油切割塔的塔顶温度80℃～95℃、优选85℃～90℃，塔顶压力0.2MPaG～0.3MPaG、优选0.22MPaG～
0.28MPaG。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述吸收稳定处理的操作条件为：催化裂化吸收塔的塔顶温度45℃～55℃、优选48℃～52℃，塔顶压力1.0MPaG～
1.5MPaG、优选1.2MPaG～1.4MPaG；催化裂化脱吸塔的塔顶温度60℃～70℃、优选62℃～68℃，塔顶压力1.0MPaG～2.0MPaG、优选 1.2MPaG～1.4MPaG；稳定塔的塔顶温度60℃～70℃、优选62℃～68℃，塔顶压力0.9MPaG～1.2MPaG、优选1MPaG～1.1MPaG。

[0066] 在优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，使所述催化轻汽油进入轻汽油醚化单元中，与甲醇混合后，所述催化轻汽油中的活性烯烃与甲醇在醚化催化剂存在的条件下反应生成烷基醚产物，使所述烷基醚产物经精馏和萃取分离出甲醇后，得到醚化汽油。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤 (6)中，所述醚化催化剂为D001型、D005型或D005IIS型非碱性阳离子交换树脂催化剂。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述催化轻汽油中的活性烯烃与甲醇在35℃～55℃(优选40℃～50℃)、 0.25MPaG～1.0MPaG(优选0.6MPaG～0.8MPaG)的条件下反应。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(6)中，所述精馏的操作条件为：精馏塔的塔顶温度65℃～80℃(优选70℃～75℃)、塔底温度125℃～135℃(优选128℃～132℃)，精馏塔的操作压力0.2MPaG～0.3MPaG(优选 0.22MPaG～
0.28MPaG)。在进一步优选的实施方式中，所述萃取的操作条件为：萃取塔操作温度35℃～
45℃(优选38℃～42℃)、萃取塔操作压力 0.5MPaG～1.0MPaG(优选0.7MPaG～0.9MPaG)。

[0067] 在所述步骤(7)中，所述催化重整可采用公知的连续催化重整技术或半再生催化重整技术进行。例如，作为优选的实施方式，在所述步骤(7) 中，所述催化重整可在如下条件下进行：质量空速1.5～2.5(优选1.8～2.2)、温度510℃～530℃(优选515℃～525℃)和压力0.1MPaG～0.5MPaG(优选 0.2MPaG～0.4MPaG)。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(7)中，所述催化重整的催化剂为Pt-Al2O3。

[0068] 在所述步骤(7)中，通过将来自尾气的吸收稳定石油脑经催化重整加工成重整汽油，能够增加液体收率，提高了附加值。

[0069] 在优选的实施方式中，在所述步骤(7)中，所述C5/C6(碳五/碳六) 异构化可采用公知的异构化技术进行。作为优选的实施方式，在所述步骤(7) 中，所述异构化处理的操作条件为：温度160℃～190℃(优选170℃～180℃) 和压力2.5MPaG～3.5MPaG(优选2.9MPaG～3.3MPaG)。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(7)中，所述异构化处理的催化剂为Pt-Cl/Al2O3。

[0070] 在优选的实施方式中，在所述步骤(7)中，为回收所述重整LPG和所述异构LPG，可在催化重整单元内或C5/C6异构单元内分别设置吸收稳定系统、或在两者中的任一单元内设置共用的吸收稳定系统(以节省设备投资)。

[0071] 在所述步骤(7)中，将所述轻石脑油进行C5/C6异构化处理，可以提高所述轻石脑油(C5/C6组分)的辛烷值，并可将得到的异构化汽油根据需要调和到高辛烷值汽油产品中。

[0072] 在优选的实施方式中，在所述步骤(8)中，所述混合碳四在所述MTBE 单元中与甲醇混合，然后，所述混合碳四中的异丁烯与甲醇在催化剂存在的条件下反应生成MTBE产物，使所述MTBE产物经精馏和萃取分离出甲醇后，得到MTBE和醚后碳四。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(8) 中，所述催化剂为强酸性阳离子交换树脂、优选D006型强酸性大孔径阳离子交换树脂。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(8)中，所述混合碳四中的异丁烯与甲醇在40℃～70℃(优选55℃～65℃)、0.45MPaG～1.0MPaG (优选0.5MPaG～0.7MPaG)的条件下反应。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(8)中，所述精馏的操作条件：精馏塔的塔顶温度为60℃～80℃ (优选65℃～75℃)、塔底温度为120℃～140℃(优选125℃～135℃)，精馏塔操作压力为0.55MPaG～0.75MPaG(优选0.6MPaG～0.7MPaG)。在进一步优选的实施方式中，在所述步骤(8)中，所述萃取的操作条件为：萃取塔操作温度30℃～50℃(优选35℃～45℃)，萃取塔操作压力0.5MPaG～0.7MPaG (优选0.55MPaG～
0.65MPaG)。

[0073] 在所述步骤(9)中，所述烷基化处理可采用公知的任意烷基化技术进行。在优选的实施方式中，在所述步骤(9)中，所述烷基化处理可采用选自如下的烷基化技术中的任一种进行：硫酸法烷基化技术、氢氟酸法烷基化技术、固体酸烷基化技术和离子液体烷基化技术；优选地，所述烷基化处理可采用选自硫酸法烷基化技术、氢氟酸法烷基化、离子液体烷基化技术中的任一种进行。在进一步优选的实施方式中，所述硫酸法烷基化技术的工艺条件可为：酸烃体积比(0.5-1.5):1、优选(0.8～1.2):1，反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比(烷烯比)为(5～15):1、优选(8-12):1，反应温度为4.5℃～12℃(优选5℃～10℃)，反应压力为0.2MPaG～0.8MPaG(优选0.3MPaG～0.6MPaG)，反应时间为20min～30min(优选22min～26min)。在进一步优选的实施方式中，所述氢氟酸法烷基化技术的工艺条件可为：反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比(烷烯比)为(10～15):1，反应温度为25℃～40℃，反应时间为 5min～20min。在进一步优选的实施方式中，所述离子液体烷基化技术的工艺条件可为：反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比(烷烯比)为(5～15):1、优选(8～12):1，反应温度为
10℃～30℃(优选15℃～25℃)，反应压力为 0.5MPaG～1.0MPaG(优选0.6MPaG～0.9MPaG)，反应时间为0.3min～2.5min (优选1.5min～2min)。

[0074] 在优选的实施方式中，在所述步骤(10)中，所述调和在汽油调和池中进行。其中，对所述烷基化汽油、所述催化重汽油、所述醚化汽油、所述重整汽油、所述异构化汽油和所述MTBE的调和比例不作特别地限定，该比例可按照各单元的产量根据实际需要进行调节。

[0075] 在优选的实施方式中，在所述步骤(10)中，所述高辛烷值汽油是RON 值高于93的汽油。再进一步优选地实施方式中，在所述步骤(10)中，所述高辛烷值汽油是符合国五标准要求的汽油。

[0076] 根据上述技术方案建成的煤热解产物处理系统可生产出清洁柴油、高辛烷值汽油产品和氢气。通过本发明的方法得到的汽油产品具有不低于国五标准要求的品质。

[0077] 实施例

[0078] 下述实施例中所用的材料、试剂等，如无特殊说明，均可从商业途径得到。下述实施例中使用的实验方法如无特殊说明，均为常规方法。

[0079] 实施例1

[0080] 本实施例的煤热解产物的获得参考中国专利公开号CN101717656A的方法。以神府-东胜精煤1#作为原料与溶剂油制成燃料-油浆，将该油浆经低中压进行加氢热解得到煤热解产物，加氢热解工艺条件是：压力25bar，温度400℃。

[0081] 如图1所示，本实施例通过以下方法将上述煤热解产物转化为高辛烷值汽油、柴油和氢气，其中，所述方法包括以下步骤：

[0082] (1)将煤热解产物按馏份的轻重分割成尾气、热解轻油、热解重油、溶剂油、减底油渣五个馏分段的烃类混合物；

[0083] (2)所述尾气首先经过水洗塔洗涤尾气中的氨，然后将水洗后的尾气冷却至8℃分离出尾气中携带的少量水分和重烃，从而得到重烃和预处理后尾气，使所述重烃经过吸收稳定处理后得到吸收稳定石脑油和吸收稳定 LPG；吸收稳定处理采用吸收脱吸塔和稳定塔的组合方案进行，其中，所述吸收脱吸塔理论塔板数为17，塔顶温度为45℃，塔底温度为125℃，操作压力为0.8MPaG；所述稳定塔理论塔板数为25，塔顶温度为65℃，塔底温度为193℃，操作压力为0.95MPaG。

[0084] (3)使所述溶剂油进入溶剂油加氢单元，在溶剂油加氢体积空速为 0.5h-1、氢油体积比为1000的条件下，经加氢处理后得到供氢溶剂油、加氢轻油和加氢气体，所述供氢溶剂油返回煤的加氢热解单元；

[0085] (4)使所述减底油渣进入灵活焦化单元，其中，灵活焦化反应器的操作温度为510℃、反应器压力为0.1MPaG的条件下进行处理，得到焦化重油、焦化轻油和热值低于1200Kcal/Nm3的低热值气体；将所述低热值气体与所述预处理后尾气混合进行MDEA脱硫处理和变压吸附处理，得到氢气；

[0086] 其中，所述MDEA脱硫处理条件是脱硫塔理论塔板数为12，操作压力为0.8MPaG，塔顶温度为40℃，胺液浓度为25wt％；再生塔理塔论板数为 12，操作温度为122℃，操作压力为0.12MPaG。

[0087] 其中，所述变压吸附处理的处理条件是变压吸附塔操作温度40℃、吸附时压力2.4MPaG、再生时压力为0.045MpaG；(5)将所述热解轻油、所述焦化轻油、所述热解重油、所述焦化重油、所述吸收稳定石脑油的一部分以及所述加氢轻油和所述加氢气体混合送至深度加氢单元，在深度加氢体积空速为0.5h-1、氢油体积比为1200的条件下，经加氢处理后分馏得到深度加氢柴油、重石脑油、轻石脑油和富氢尾气；

[0088] (6)将所述深度加氢柴油的一部分作为清洁柴油收集；剩余部分的所述深度加氢柴油进入催化裂化单元，经加热至200℃后送至所述催化裂化单元的提升管的进料喷嘴与雾化蒸汽混合，所述雾化蒸汽的质量相对于所述深度加氢柴油的质量为8％；混合后经进料喷嘴喷出与来自该单元中的再生器的LCH-7型再生催化剂接触并发生裂化反应以生成轻质馏分；所述轻质馏分经该单元中的分馏塔分馏得到催化汽油和催化裂化气体，将催化汽油经切割塔进行切割处理，以将其切割成催化轻汽油和催化重汽油；同时，将催化裂化气体依次经吸收塔、脱吸塔和稳定塔进行吸收稳定处理，以回收LPG，并将LPG分离成混合碳三和混合碳四；

[0089] 其中，所述分馏的操作条件为：分馏塔的塔顶压力为0.1MPaG，分馏塔的塔顶操作温度为100℃，分馏塔的塔底操作温度为310℃；

[0090] 所述切割处理的操作条件为：催化汽油切割塔的塔顶温度88℃，塔顶压力0.25MPaG；以及

[0091] 所述吸收稳定处理的操作条件为：催化裂化吸收塔的塔顶温度50℃，塔顶压力1.3MPaG；催化裂化脱吸塔的塔顶温度65℃，塔顶压力1.5MPaG；稳定塔的塔顶温度65℃，塔顶压力1.05MPaG.；

[0092] 使所述催化轻汽油进入轻汽油醚化单元中，与甲醇混合后，所述催化轻汽油中的活性烯烃与甲醇在45℃、0.7MPaG和D005型非碱性阳离子交换树脂催化剂存在的条件下反应生成烷基醚产物，所述烷基醚产物经精馏、萃取分离出甲醇后，得到醚化汽油；

[0093] 其中，所述精馏的操作条件为：精馏塔的塔顶温度73℃、塔底温度 130℃，精馏塔的操作压力0.25MPaG；以及所述萃取的操作条件为：萃取塔的操作温度40℃，萃取塔的操作压力0.8MPaG；

[0094] (7)将所述重石脑油以及剩余部分的吸收稳定石脑油送入催化重整单元中，在质量空速为2.0、催化剂为Pt-Al2O3以及520℃的温度和0.3MPaG 的压力下进行芳构化、异构化和脱氢的重整反应，得到重整汽油、重整LPG 和重整解析气；使所述轻石脑油进入碳五/碳六异构化单元，在催化剂为 Pt-Cl/Al2O3以及175℃的温度和3.1MPaG的压力下进行异构反应得到异构化汽油和异构LPG；

[0095] 为回收碳五/碳六异构单元和催化重整单元所产生的LPG(重整LPG和异构LPG)，在催化重整单元内内设置共用的吸收稳定系统；

[0096] (8)将所述混合碳四在MTBE单元中与甲醇混合后，使所述混合碳四中的异丁烯与甲醇在60℃、0.6MPaG和D006型强酸性大孔径阳离子交换树脂催化剂存在的条件下反应生成MTBE产物，使MTBE产物经精馏、萃取分离出甲醇后，得到MTBE和醚后碳四；

[0097] 其中，所述精馏的操作条件为：精馏塔的塔顶温度70℃、塔底温度 130℃，精馏塔的操作压力0.65MPaG；以及所述萃取的操作条件为：萃取塔的操作温度40℃、萃取塔的操作压力0.6MPaG；

[0098] (9)将所述醚后碳四、所述混合碳三、所述吸收稳定LPG以及所述重整LPG和所述异构LPG送入烷基化单元中，采用硫酸法烷基化技术处理，得到烷基化汽油和烷基化LPG；

[0099] 其中，所述硫酸法烷基化技术的工艺条件为：酸烃体积比为1.0:1，反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比(烷烯比)为10:1，反应温度为7.3℃，反应压力为0.42MPaG，反应时间为25min；

[0100] (10)在汽油调和池中，将所述烷基化汽油、所述催化重汽油、所述醚化汽油、所述重整汽油、所述异构化汽油和所述MTBE按照质量比 0.27:0.1:0.25:0.23:0.1:0.05的比例进行调和，得到高辛烷值汽油，其RON值、硫含量和氮含量示于下表1中。

[0101] 实施例2

[0102] 如图2所示，总体采用实施例1的技术方案，区别在于在步骤(4)中，焦化单元采用常规的延迟焦化技术，该延迟焦化技术的工艺操作条件为：焦炭塔顶压力为0.18MPaG，焦炭塔的进料加热炉的出口温度为500℃。所得到的高辛烷值汽油的RON值、硫含量和氮含量示于下表1中。

[0103] 实施例3

[0104] 如图3所示，总体采用实施例1的技术方案，区别在于：在步骤(7) 中，将尾气处理得到的吸收稳定石脑油全部送至催化重整单元(而不将其中的部分进行深度加氢处理)；以及在步骤(9)中，烷基化单元采用离子液体烷基化技术，该技术的工艺操作条件为：反应器进料中异丁烷与烯烃体积之比(烷烯比)为10:1，反应温度为20℃，反应压力为0.8MPaG，反应时间为1.8min。所得到的高辛烷值汽油的RON值、硫含量和氮含量示于下表1 中。

[0105] 表1实施例1-实施例3的高辛烷值汽油的RON值、硫含量和氮含量

[0106] 项目实施例1 实施例2 实施例3RON 93.8 93.8 93.7
硫含量(mg/kg) 2～5 2～5 2～5
氮含量(mg/kg) 无无无

[0107] 由以上表1可以看出，通过本发明的方法得到的高辛烷值汽油的RON 值高于93、硫含量为2～5mg/kg且不含氮，具有不低于国五标准要求的品质。

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