公布日：2024.04.26
申請日：2024.03.05
分類號：C02F1/26(2023.01)I;B01D3/14(2006.01)I;C02F101/32(2006.01)N;C02F103/36(2006.01)N;C02F101/34(2006.01)N
摘要
一種使用兼用萃取劑萃取污水中芳烴的方法，含芳烴、含酚的污水F10經使用兼用萃取劑JY的萃取過程E100得到初級凈化水，不需要專用的萃取劑再生過程從而節省投資、降低能耗，兼用萃取劑JY用供氫溶劑加氫穩定反應生成油的分餾過程的分餾塔UT系統存在的窄餾分、低分子量的產品和/或循環烴物流如常規沸點介于120～250℃的分餾塔中段回流油、常規沸點介于30～140℃的分餾塔塔頂回流油，富兼用萃取劑返回分餾塔UT完成再生和萃取物的多產品分離回收，形成萃取過程與分餾過程的組合工藝；可在補充萃取過程用少量的高氫飽和度的補充萃取劑萃取初級凈化水中的烴油，富補充萃取劑通常最終進入加氫反應過程完成凈化。
權利要求書
1.一種使用兼用萃取劑萃取污水中芳烴的方法，其特征在于包含以下步驟：污水F10，含芳烴，含或不含酚；兼用萃取劑JY，為1路或2路或多路烴組成不同的萃取劑；⑴在萃取過程E100，基于污水F10的污水F10-X與基于兼用萃取劑JY的兼用萃取劑JY-X發生至少一次混合接觸E100-X后成為混合物流E100-XM，混合物流E100-XM分離為富兼用萃取劑RJY-X和脫油水F10P-X；萃取過程E100排出的脫油水產品作為初級凈化水；萃取過程E100排出富兼用萃取劑產品；在萃取過程E100，兼用萃取劑JY-X的操作密度低于污水F10-X的操作密度；富兼用萃取劑RJY-X中的烴類的重量流率，高于兼用萃取劑JY-X中的烴類的重量流率；脫油水F10P-X的烴油的重量濃度，低于污水F10-X的烴油的重量濃度；最終離開萃取過程E100的萃取后污水，用作初級凈化水；⑵富兼用萃取劑RJY-X的處理富兼用萃取劑RJY-X的處理，選用下述操作方式中的1種或幾種：①基于富兼用萃取劑RJY-X的烴物流，進入同時加工其它烴物流S10的分餾塔UT內分離出兼用萃取劑JY循環使用，兼用萃取劑JY屬于循環型兼用萃取劑JY1；分餾塔UT，分離出2和或多個窄餾分烴油；②基于富兼用萃取劑RJY-X的烴物流，進入加氫反應過程和/或進入同時加工其它烴物流S55的分餾過程U55，分餾過程U55不產出兼用萃取劑JY，兼用萃取劑JY屬于單程型兼用萃取劑JY2；分餾過程U55的分餾塔UT55，分離出2個和或多個窄餾分烴油。
2.根據權利要求1所述方法，其特征在于：富兼用萃取劑RJY-X中的酚的重量流率，高于兼用萃取劑JY-X中的酚的重量流率；脫油水F10P-X的酚的重量濃度，低于污水F10-X的酚的重量濃度。
3.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵在兼用萃取劑再生過程，使用分餾塔UT系統；基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流，在生產供氫溶劑的加氫穩定反應過程R20轉化為反應流出物R20P，基于反應流出物R20P得到加氫穩定反應生成油R20PY；至少一部分基于加氫穩定反應生成油R20PY的烴物流，進入分餾塔UT進行蒸餾分離，并至少分離出2個餾分不同的烴油。
4.根據權利要求1或2或3所述方法，其特征在于：污水F10，選自下述物流中的一種或幾種：①煤加氫直接液化過程的冷高分酸性水；②煤加氫直接液化過程的冷低分酸性水；③煤加氫直接液化過程生成油的分餾過程的污水；④煤加氫直接液化裝置配套的溶劑油加氫穩定裝置的冷高分酸性水；⑤煤加氫直接液化裝置配套的溶劑油加氫穩定裝置的冷低分酸性水；⑥煤焦油分餾塔的塔頂污水；⑦煤氣化過程產生的污水；⑧其它含芳烴、含酚的污水。5.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵單程型兼用萃取劑JY2的來源單程型兼用萃取劑JY2，是來自烴類分餾塔T60系統存在的窄餾分、低分子量的烴物流；烴類物料的分餾塔T60，不是分餾過程U55的分餾塔UT55，也不是分餾塔UT；單程型兼用萃取劑JY2，選自下述物流中的一種或幾種：①分餾塔T60的塔頂回流罐的產品，選擇下述的任意一種或幾種：第一種，分餾塔T60的塔頂汽體冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油，至少一部分所述塔頂回流罐烴油用作單程型兼用萃取劑JY2；第二種，分餾塔T60的塔頂汽體，經過2級或多級冷凝冷卻分離過程產生2個或多個塔頂冷凝液，任意一個或幾個塔頂冷凝液用作單程型兼用萃取劑JY2；第三種，分餾塔T60的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油；塔頂回流罐烴油，經過加熱和或降壓過程后，再經過分離、分餾過程得到的脫輕烴的液體的至少一部分，用作單程型兼用萃取劑JY2；②分餾塔T60的塔頂側線抽出油；③分餾塔T60的中段側線抽出油；④分餾塔T60的其它烴油產品。
6.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵在兼用萃取劑再生過程，循環型兼用萃取劑JY1，選自下述物流中的一種或幾種：①分餾塔UT的塔頂回流罐的返塔回流液，選擇下述物流中的一種或幾種：第一種，分餾塔UT的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油，至少一部分所述塔頂回流罐烴油返回分餾塔UT頂部成為塔頂回流液RFX1；至少一部分所述塔頂回流液RFX1用作循環型兼用萃取劑JY1；第二種，分餾塔UT的塔頂汽體，經過2級或多級冷凝冷卻分離過程產生2個或多個塔頂冷凝液，任意一個或幾個塔頂冷凝液返回分餾塔UT頂部成為塔頂回流液RFX2；至少一部分所述塔頂回流液RFX2用作循環型兼用萃取劑JY1；第三種，分餾塔UT的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油；塔頂回流罐烴油，經過加熱和或降壓過程后，經過分離、分餾過程得到脫輕烴的塔頂冷凝液；至少一部分脫輕烴的塔頂冷凝液，作為塔頂回流液RFX3使用和/或至少一部分脫輕烴的塔頂冷凝液作為外排產品使用；至少一部分所述塔頂回流液RFX3用作循環型兼用萃取劑JY1；②分餾塔UT的塔頂冷循環回流液；所述塔頂冷循環回流模式，指的是從分餾塔UT上段內的集油裝置收集液體UT-L888，然后液體UT-L888通過排液口UT-L888-N離開分餾塔UT通過冷卻過程降溫后返回分餾塔UT的最上端的傳質冷卻段UT-TNC-01使得至少一部分上升的烴類蒸汽冷凝為液體；在分餾塔UT內，傳質冷卻段UT-TNC-01位于液體UT-L888的排液口UT-L888-N之上；③分餾塔UT的中段回流油；④分餾塔UT的其它烴油產品。
7.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取劑JY的20℃密度，屬于下述數值中的一種：①0.95～0.90g/cm3；②0.90～0.85g/cm3；③0.85～0.80g/cm3；④0.80～0.75g/cm3；⑤＜0.75g/cm3。
8.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取劑JY的有機氧含量，屬于下述數值中的一種：①0.70～0.55wt％；②0.55～0.40wt％；③＜0.40wt％。
9.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取劑JY的ASTMD-86餾程的5wt％餾出點溫度～95wt％餾出點溫度，屬于下述數值中的一種：①80～130℃；②80～150℃；③80～170℃；④120～180℃；⑤130～180℃；⑥140～180℃；⑦180～230℃；⑧190～230℃；⑨200～230℃；⑩210～260℃；220～260℃；230～260℃；150～260℃；160～250℃；170～230℃。
10.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴在萃取過程E100，兼用萃取劑JY-X的操作體積流率與污水F10-X的操作體積流率的比值為萃取過程的劑/水體積比K100，劑/水體積比K100取值為下述數值中的一種：①10.0～5.0；②5.0～2.0；③2.0～1.0；④1.0～0.50；⑤0.50～0.10；⑥0.10～0.01。
11.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取過程E100的操作溫度，選自下述數據中的一種：①10～20℃；②20～30℃；③30～40℃；④40～50℃；⑤50～60℃；⑥60～80℃。
12.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取過程E100的操作壓力，選自下述數據中的一種：①0.0～0.1MPaG；②0.1～0.2MPaG；③0.2～0.3MPaG；④0.3～1.0MPaG。
13.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取過程E100的操作目標，以脫油水F10P-X的烴油的重量濃度與污水F10-X的烴油的重量濃度的比值表示，選自下述數據中的一種：①為0.90～0.80，即污水F10-X中的烴油的脫除率為10～20wt％；②為0.80～0.70，即污水F10-X中的烴油的脫除率為20～30wt％；③為0.70～0.60，即污水F10-X中的烴油的脫除率為30～40wt％；④為0.60～0.50，即污水F10-X中的烴油的脫除率為40～50wt％；⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率為50～60wt％；⑥為0.40～0.30，即污水F10-X中的烴油的脫除率為60～70wt％；⑦為0.30～0.20，即污水F10-X中的烴油的脫除率為70～80wt％；⑧大于0.20，即污水F10-X中的烴油的脫除率大于80wt％。
14.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取過程E100的操作目標是，脫油水F10P-X的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度與污水F10-X的常規沸點高于150℃烴油的烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：①為0.90～0.80，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為10～20wt％；②為0.80～0.70，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為20～30wt％；③為0.70～0.60，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為30～40wt％；④為0.60～0.50，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為40～50wt％；⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為50～60wt％；⑥為0.40～0.30，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為60～70wt％；⑦為0.30～0.20，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為70～80wt％；⑧＜0.20，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率＞80wt％。
15.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取過程E100的操作目標是，脫油水F10P-X的酚的重量濃度與污水F10-X的酚的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：①為0.90～0.80，即污水F10-X中的酚的脫除率為10～20wt％；②為0.80～0.70，即污水F10-X中的酚的脫除率為20～30wt％；③為0.70～0.60，即污水F10-X中的酚的脫除率為30～40wt％；④為0.60～0.50，即污水F10-X中的酚的脫除率為40～50wt％；⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的酚的脫除率為50～60wt％；⑥＜0.40，即污水F10-X中的酚的脫除率為＞60wt％。
16.根據權利要求1所述方法，其特征在于：⑶在補充萃取過程E200，用高氫飽和度的補充萃取劑2PY萃取初級凈化水中的包含兼用萃取劑JY的烴油；在補充萃取過程E200，基于初級凈化水的污水F20-X與基于補充萃取劑2PY的萃取劑發生至少一次混合接觸后成為混合物流E200-XM，混合物流E200-XM分離為富補充萃取劑2PYP-X和脫油水F20P-X；補充萃取劑2PY的操作密度，低于污水F20-X的操作密度；富補充萃取劑2PYP-X中烴的重量流率，高于補充萃取劑2PY中烴的重量流率；脫油水F20P-X的中的烴油的重量濃度，低于初級凈化水污水F20-X中的烴油的重量濃度。
17.根據權利要求16所述方法，其特征在于：⑷富補充萃取劑2PYP-X的去向，選擇下述方式中的一種或幾種：①進入煤加氫直接液化反應過程R10；②進入煤加氫直接液化反應過程R10的生成油的分離、分餾過程；③進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20；④進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的分離、分餾過程；⑤進入分餾塔UT內；⑥進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的加氫改質反應過程R30；⑦進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的烴物流的加氫改質反應過程R30；⑧作為吸收油進入富氣脫液化氣組分的吸收過程；⑨作為吸收油進入富氣脫液化氣組分的吸收過程轉化為富吸收油，富吸收油進入加氫反應過程。
18.根據權利要求16所述方法，其特征在于：⑶在補充萃取過程E200，使用的補充萃取劑2PY來自加氫改質反應過程R30的生成油的分離、分餾過程；基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流進入加氫改質反應過程R30，或者，基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的烴物流進入加氫改質反應過程R30。
19.根據權利要求16所述方法，其特征在于：⑶在補充萃取過程E200，補充萃取劑2PY的20℃密度＜0.80g/cm3；補充萃取劑2PY的ASTMD-86餾程的干點＜180℃；補充萃取劑2PY的有機氧含量＜0.05wt％；補充萃取劑2PY的操作體積流率與初級凈化水的操作體積流率的比值為補充萃取過程的劑/水體積比K200，K200取值為下列數值中的一種：①0.30～0.20；②0.20～0.10；③0.10～0.01；補充萃取過程E200的操作溫度為20～60℃；補充萃取過程E200的操作壓力為0.0～0.3MPaG。
20.根據權利要求16所述方法，其特征在于：⑶補充萃取過程E200的操作目標是，脫油水P20-X的烴油的重量濃度與初級凈化水中的烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：①為0.90～0.80，即污水F10-X中的烴油的脫除率為10～20wt％；②為0.80～0.70，即污水F10-X中的烴油的脫除率為20～30wt％；③為0.70～0.60，即污水F10-X中的烴油的脫除率為30～40wt％；④為0.60～0.50，即污水F10-X中的烴油的脫除率為40～50wt％；⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率為50～60wt％；⑥＜0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率＞60wt％。
21.根據權利要求16所述方法，其特征在于：⑶補充萃取過程E200的操作目標是，脫油水P20-X的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度與初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：①為0.90～0.80，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為10～20wt％；②為0.80～0.70，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為20～30wt％；③為0.70～0.60，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為30～40wt％；④為0.60～0.50，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為40～50wt％；⑤＜0.50～0.40，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率＞50wt％。
22.根據權利要求1或16所述方法，其特征在于：在萃取過程E100或補充萃取過程E200，使用能夠被加氫反應轉化的主要由碳元素、氫元素組成的破乳劑；破乳劑用于破除乳化的油水混合液滴，使乳化的油水混合液滴中的油、水兩相至少發生部分分離，且破乳分離出的油相進入萃取過程E100或補充萃取過程E200的主體油相產物中，且破乳分離出的水兩相進入萃取過程E100或補充萃取過程E200的主體水相產物中。
23.根據權利要求1或16所述方法，其特征在于：在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在2個串聯操作的使用不同萃取劑的萃取段，以污水流動的主體流程為前進方向，下游的萃取段使用的萃取劑的性質與上游的萃取段使用的萃取劑的性質相比，具有下列特征中的1個或幾個；①下游的萃取段使用萃取劑的密度低于上游的萃取段使用萃取劑的密度；②下游的萃取段使用萃取劑的ASTMD-86餾程的干點低于上游的萃取段使用萃取劑的ASTMD-86餾程的干點；③下游的萃取段使用萃取劑的有機氧含量低于上游的萃取段使用萃取劑的有機氧含量；④下游的萃取段使用萃取劑的芳烴含量低于上游的萃取段使用萃取劑的芳烴含量；⑤下游的萃取段使用萃取劑的氫含量高于上游的萃取段使用萃取劑的氫含量。
24.根據權利要求1或16或23所述方法，其特征在于：在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在一個萃取段；萃取段的操作方式，選自下述操作方式中的一種或幾種：①一個萃取段包含單次接觸、單次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X，混合物流EMS-X分離為富萃取劑EPY-X和脫油水EPW-X；脫油水EPW-X與原料萃取劑EFY-X的混合接觸過程使用混合器強制混合；混合物流EMS-X分離方式，選自沉降分離、離心分離中的一種或幾種；②一個萃取段包含2次逆流接觸、2次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X逆流混合接觸2次；在第一接觸分離步驟，原料水EFW-X與第二接觸分離步驟排出的第一中間富萃取劑EPY-X1混合接觸后成為混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分離為第二富萃取劑EPY-X2和第一脫油水EPW-X1；在第二接觸分離步驟，第一脫油水EPW-X1與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分離為第一富萃取劑EPY-X1和第二脫油水EPW-X2；③一個萃取段包含3次逆流接觸、3次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X逆流混合接觸3次；在第一接觸分離步驟，原料水EFW-X與第二接觸分離步驟排出的第二中間富萃取劑EPY-X2混合接觸后成為混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分離為第三富萃取劑EPY-X3和第一脫油水EPW-X1；在第二接觸分離步驟，第一脫油水EPW-X1與第三接觸分離步驟排出的第一中間富萃取劑EPY-X1混合接觸后成為混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分離為第二富萃取劑EPY-X2和第二脫油水EPW-X2；在第三接觸分離步驟，第二脫油水EPW-X2與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X3，混合物流EMS-X3分離為第一富萃取劑EPY-X1和第三脫油水EPW-X3；④一個萃取段包含3次以上的污水與萃取劑的逆流接觸、3次以上的油水分離；⑤靜態式內件萃取塔萃取過程使用靜態式塔內件的萃取塔，污水與萃取劑進行多次逆流接觸分離；當萃取劑體積流率大于污水體積流率時，萃取劑作為連續相，污水經分布器分散后作為分散相，污水經分布器分散增加污水液滴的顆粒數量、降低污水顆粒直徑；靜態式萃取塔的傳質元件，使用塔盤和/或填料；靜態式萃取塔，塔盤數通常為3～100塊、一般為40～60塊塔；靜態式萃取塔使用填料時，填料多層分布，填料層之間設置再分配器內件，以再次分布下降的水相、上升的萃取劑油相；⑥動態式內件萃取塔萃取過程使用動態式塔內件的萃取塔，動態式塔內件的萃取塔使用轉盤或其它動態式塔內件；動態式塔內件的萃取塔使用塔內轉盤時，轉盤充當攪拌器，轉盤為平盤式轉盤或其它形式轉盤；當萃取劑體積流率大于污水體積流率時，萃取劑作為連續相，污水經分布器分散后作為分散相，污水經分布器分散增加污水液滴的顆粒數量、降低污水顆粒直徑；動態式塔內件的萃取塔，使用或不使用靜止塔盤和/或填料層；動態式塔內件的萃取塔使用塔內轉盤時，塔內轉盤數量通常為3～100塊、一般為40～60塊塔；動態式塔內件的萃取塔，使用填料時，填料多層分布，填料層之間設置再分配器內件，以再次分布下降的水相、上升的萃取劑油相；轉盤轉速，通常為10～60轉/分鐘，一般為20～40轉/分鐘。
25.根據權利要求1或16或23所述方法，其特征在于：在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在一個使用萃取塔的萃取傳質段，所述的萃取塔為轉盤式萃取塔，轉盤式萃取塔的傳質段的可轉動塔盤數為20～100塊。
發明內容
本發明一種使用兼用萃取劑萃取污水中芳烴的方法，其特征在于包含以下步驟：
污水F10，含芳烴，含或不含酚；
兼用萃取劑JY，為1路或2路或多路烴組成不同的萃取劑；
⑴在萃取過程E100，基于污水F10的污水F10-X與基于兼用萃取劑JY的兼用萃取劑JY-X發生至少一次混合接觸E100-X后成為混合物流E100-XM，混合物流E100-XM分離為富兼用萃取劑RJY-X和脫油水F10P-X；萃取過程E100排出的脫油水產品作為初級凈化水；萃取過程E100排出富兼用萃取劑產品；
在萃取過程E100，兼用萃取劑JY-X的操作密度低于污水F10-X的操作密度；
富兼用萃取劑RJY-X中的烴類的重量流率，高于兼用萃取劑JY-X中的烴類的重量流率；
脫油水F10P-X的烴油的重量濃度，低于污水F10-X的烴油的重量濃度；
最終離開萃取過程E100的萃取后污水，用作初級凈化水；
⑵富兼用萃取劑RJY-X的處理
富兼用萃取劑RJY-X的處理，選用下述操作方式中的1種或幾種：
①基于富兼用萃取劑RJY-X的烴物流，進入同時加工其它烴物流S10的分餾塔UT內分離出兼用萃取劑JY循環使用，兼用萃取劑JY屬于循環型兼用萃取劑JY1；
分餾塔UT，分離出2和或多個窄餾分烴油；
②基于富兼用萃取劑RJY-X的烴物流，進入加氫反應過程和/或進入同時加工其它烴物流S55的分餾過程U55，分餾過程U55不產出兼用萃取劑JY，兼用萃取劑JY屬于單程型兼用萃取劑JY2；
分餾過程U55的分餾塔UT55，分離出2個和或多個窄餾分烴油。
本發明，通常，富兼用萃取劑RJY-X中的酚的重量流率，高于兼用萃取劑JY-X中的酚的重量流率；
脫油水F10P-X的酚的重量濃度，低于污水F10-X的酚的重量濃度。
本發明，通常，⑵在兼用萃取劑再生過程，使用分餾塔UT系統；
基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流，在生產供氫溶劑的加氫穩定反應過程R20轉化為反應流出物R20P，基于反應流出物R20P得到加氫穩定反應生成油R20PY；
至少一部分基于加氫穩定反應生成油R20PY的烴物流，進入分餾塔UT進行蒸餾分離，并至少分離出2個餾分不同的烴油。
本發明，污水F10，可以選自下述物流中的一種或幾種：
①煤加氫直接液化過程的冷高分酸性水；
②煤加氫直接液化過程的冷低分酸性水；
③煤加氫直接液化過程生成油的分餾過程的污水；
④煤加氫直接液化裝置配套的溶劑油加氫穩定裝置的冷高分酸性水；
⑤煤加氫直接液化裝置配套的溶劑油加氫穩定裝置的冷低分酸性水；
⑥煤焦油分餾塔的塔頂污水；
⑦煤氣化過程產生的污水；
⑧其它含芳烴、含酚的污水。
本發明，⑵單程型兼用萃取劑JY2的來源
單程型兼用萃取劑JY2，是來自烴類分餾塔T60系統存在的窄餾分、低分子量的烴物流；
烴類物料的分餾塔T60，不是分餾過程U55的分餾塔UT55，也不是分餾塔UT；
單程型兼用萃取劑JY2，可以選自下述物流中的一種或幾種：
①分餾塔T60的塔頂回流罐的產品，選擇下述的任意一種或幾種：
第一種，分餾塔T60的塔頂汽體冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油，至少一部分所述塔頂回流罐烴油用作單程型兼用萃取劑JY2；
第二種，分餾塔T60的塔頂汽體，經過2級或多級冷凝冷卻分離過程產生2個或多個塔頂冷凝液，任意一個或幾個塔頂冷凝液用作單程型兼用萃取劑JY2；
第三種，分餾塔T60的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油；塔頂回流罐烴油，經過加熱和或降壓過程后，再經過分離、分餾過程得到的脫輕烴的液體的至少一部分，用作單程型兼用萃取劑JY2；
②分餾塔T60的塔頂側線抽出油；
③分餾塔T60的中段側線抽出油；
④分餾塔T60的其它烴油產品。
本發明，⑵在兼用萃取劑再生過程，循環型兼用萃取劑JY1，可以選自下述物流中的一種或幾種：
①分餾塔UT的塔頂回流罐的返塔回流液，選擇下述物流中的一種或幾種：
第一種，分餾塔UT的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油，至少一部分所述塔頂回流罐烴油返回分餾塔UT頂部成為塔頂回流液RFX1；
至少一部分所述塔頂回流液RFX1用作循環型兼用萃取劑JY1；
第二種，分餾塔UT的塔頂汽體，經過2級或多級冷凝冷卻分離過程產生2個或多個塔頂冷凝液，任意一個或幾個塔頂冷凝液返回分餾塔UT頂部成為塔頂回流液RFX2；
至少一部分所述塔頂回流液RFX2用作循環型兼用萃取劑JY1；
第三種，分餾塔UT的塔頂汽體，冷凝冷卻后進入塔頂回流罐分離出塔頂回流罐烴油；塔頂回流罐烴油，經過加熱和或降壓過程后，經過分離、分餾過程得到脫輕烴的塔頂冷凝液；至少一部分脫輕烴的塔頂冷凝液，作為塔頂回流液RFX3使用和/或至少一部分脫輕烴的塔頂冷凝液作為外排產品使用；
至少一部分所述塔頂回流液RFX3用作循環型兼用萃取劑JY1；
②分餾塔UT的塔頂冷循環回流液；
所述塔頂冷循環回流模式，指的是從分餾塔UT上段內的集油裝置收集液體UT-L888，然后液體UT-L888通過排液口UT-L888-N離開分餾塔UT通過冷卻過程降溫后返回分餾塔UT的最上端的傳質冷卻段UT-TNC-01使得至少一部分上升的烴類蒸汽冷凝為液體；在分餾塔UT內，傳質冷卻段UT-TNC-01位于液體UT-L888的排液口UT-L888-N之上；
③分餾塔UT的中段回流油；
④分餾塔UT的其它烴油產品。
本發明，通常，⑵任意一路兼用萃取劑JY的20℃密度，屬于下述數值中的一種：
①0.95～0.90g/cm3；②0.90～0.85g/cm3；③0.85～0.80g/cm3；④0.80～0.75g/cm3；
⑤＜0.75g/cm3。
本發明，通常，⑵任意一路兼用萃取劑JY的有機氧含量，屬于下述數值中的一種：
①0.70～0.55wt％；②0.55～0.40wt％；③＜0.40wt％。
本發明，通常，⑵任意一路兼用萃取劑JY的ASTMD-86餾程的5wt％餾出點溫度～95wt％餾出點溫度，屬于下述數值中的一種：
①80～130℃；②80～150℃；③80～170℃；④120～180℃；⑤130～180℃；
⑥140～180℃；⑦180～230℃；⑧190～230℃；⑨200～230℃；⑩210～260℃；
220～260℃；230～260℃；150～260℃；160～250℃；170～230℃。
本發明，通常，⑴在萃取過程E100，兼用萃取劑JY-X的操作體積流率與污水F10-X的操作體積流率的比值為萃取過程的劑/水體積比K100，劑/水體積比K100取值為下述數值中的一種：
①10.0～5.0；②5.0～2.0；③2.0～1.0；④1.0～0.50；
⑤0.50～0.10；⑥0.10～0.01。
本發明，通常，⑴萃取過程E100的操作溫度，選自下述數據中的一種：
①10～20℃；②20～30℃；③30～40℃；④40～50℃；⑤50～60℃；⑥60～80℃。
本發明，通常，⑴萃取過程E100的操作壓力，選自下述數據中的一種：
①0.0～0.1MPaG；②0.1～0.2MPaG；③0.2～0.3MPaG；④0.3～1.0MPaG。
本發明，通常，⑴萃取過程E100的操作目標，以脫油水F10P-X的烴油的重量濃度與污水F10-X的烴油的重量濃度的比值表示，選自下述數據中的一種：
①為0.90～0.80，即污水F10-X中的烴油的脫除率為10～20wt％；
②為0.80～0.70，即污水F10-X中的烴油的脫除率為20～30wt％；
③為0.70～0.60，即污水F10-X中的烴油的脫除率為30～40wt％；
④為0.60～0.50，即污水F10-X中的烴油的脫除率為40～50wt％；
⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率為50～60wt％；
⑥為0.40～0.30，即污水F10-X中的烴油的脫除率為60～70wt％；
⑦為0.30～0.20，即污水F10-X中的烴油的脫除率為70～80wt％；
⑧大于0.20，即污水F10-X中的烴油的脫除率大于80wt％。
本發明，通常，⑴萃取過程E100的操作目標是，脫油水F10P-X的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度與污水F10-X的常規沸點高于150℃烴油的烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：
①為0.90～0.80，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為10～20wt％；
②為0.80～0.70，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為20～30wt％；
③為0.70～0.60，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為30～40wt％；
④為0.60～0.50，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為40～50wt％；
⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為50～60wt％；
⑥為0.40～0.30，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為60～70wt％；
⑦為0.30～0.20，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為70～80wt％；
⑧＜0.20，即污水F10-X中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率＞80wt％。
本發明，通常，⑴萃取過程E100的操作目標是，脫油水F10P-X的酚的重量濃度與污水F10-X的酚的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：
①為0.90～0.80，即污水F10-X中的酚的脫除率為10～20wt％；
②為0.80～0.70，即污水F10-X中的酚的脫除率為20～30wt％；
③為0.70～0.60，即污水F10-X中的酚的脫除率為30～40wt％；
④為0.60～0.50，即污水F10-X中的酚的脫除率為40～50wt％；
⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的酚的脫除率為50～60wt％；
⑥＜0.40，即污水F10-X中的酚的脫除率為＞60wt％。
本發明，通常，⑶在補充萃取過程E200，用高氫飽和度的補充萃取劑2PY萃取初級凈化水中的包含兼用萃取劑JY的烴油；
在補充萃取過程E200，基于初級凈化水的污水F20-X與基于補充萃取劑2PY的萃取劑發生至少一次混合接觸后成為混合物流E200-XM，混合物流E200-XM分離為富補充萃取劑2PYP-X和脫油水F20P-X；
補充萃取劑2PY的操作密度，低于污水F20-X的操作密度；
富補充萃取劑2PYP-X中烴的重量流率，高于補充萃取劑2PY中烴的重量流率；
脫油水F20P-X的中的烴油的重量濃度，低于初級凈化水污水F20-X中的烴油的重量濃度。
本發明，通常，⑷富補充萃取劑2PYP-X的去向，選擇下述方式中的一種或幾種：
①進入煤加氫直接液化反應過程R10；
②進入煤加氫直接液化反應過程R10的生成油的分離、分餾過程；
③進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20；
④進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的分離、分餾過程；
⑤進入分餾塔UT內；
⑥進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的加氫改質反應過程R30；
⑦進入加工基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的烴物流的加氫改質反應過程R30；
⑧作為吸收油進入富氣脫液化氣組分的吸收過程；
⑨作為吸收油進入富氣脫液化氣組分的吸收過程轉化為富吸收油，富吸收油進入加氫反應過程。
本發明，通常，⑶在補充萃取過程E200，使用的補充萃取劑2PY來自加氫改質反應過程R30的生成油的分離、分餾過程；
基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流進入加氫改質反應過程R30，或者，
基于煤加氫直接液化反應過程R10生成油的烴物流的供氫溶劑加氫穩定反應過程R20的生成油的烴物流進入加氫改質反應過程R30。
本發明，通常，⑶在補充萃取過程E200，補充萃取劑2PY的20℃密度＜0.80g/cm3；
補充萃取劑2PY的ASTMD-86餾程的干點＜180℃；
補充萃取劑2PY的有機氧含量＜0.05wt％；
補充萃取劑2PY的操作體積流率與初級凈化水的操作體積流率的比值為補充萃取過程的劑/水體積比K200，K200取值為下列數值中的一種：
①0.30～0.20；②0.20～0.10；③0.10～0.01；
補充萃取過程E200的操作溫度為20～60℃；
補充萃取過程E200的操作壓力為0.0～0.3MPaG。
本發明，通常，⑶補充萃取過程E200的操作目標是，脫油水P20-X的烴油的重量濃度與初級凈化水中的烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：
①為0.90～0.80，即污水F10-X中的烴油的脫除率為10～20wt％；
②為0.80～0.70，即污水F10-X中的烴油的脫除率為20～30wt％；
③為0.70～0.60，即污水F10-X中的烴油的脫除率為30～40wt％；
④為0.60～0.50，即污水F10-X中的烴油的脫除率為40～50wt％；
⑤為0.50～0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率為50～60wt％；
⑥＜0.40，即污水F10-X中的烴油的脫除率＞60wt％。
本發明，通常，⑶補充萃取過程E200的操作目標是，脫油水P20-X的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度與初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的重量濃度的比值，選自下述數據中的一種：
①為0.90～0.80，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為10～20wt％；
②為0.80～0.70，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為20～30wt％；
③為0.70～0.60，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為30～40wt％；
④為0.60～0.50，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率為40～50wt％；
⑤＜0.50～0.40，即初級凈化水中的常規沸點高于150℃烴油的脫除率＞50wt％。
本發明，通常，在萃取過程E100或補充萃取過程E200，使用能夠被加氫反應轉化的主要由碳元素、氫元素組成的破乳劑；
破乳劑用于破除乳化的油水混合液滴，使乳化的油水混合液滴中的油、水兩相至少發生部分分離，且破乳分離出的油相進入萃取過程E100或補充萃取過程E200的主體油相產物中，且破乳分離出的水兩相進入萃取過程E100或補充萃取過程E200的主體水相產物中。
本發明，通常，在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在2個串聯操作的使用不同萃取劑的萃取段，以污水流動的主體流程為前進方向，下游的萃取段使用的萃取劑的性質與上游的萃取段使用的萃取劑的性質相比，具有下列特征中的1個或幾個；
①下游的萃取段使用萃取劑的密度低于上游的萃取段使用萃取劑的密度；
②下游的萃取段使用萃取劑的ASTMD-86餾程的干點低于上游的萃取段使用萃取劑的ASTMD-86餾程的干點；
③下游的萃取段使用萃取劑的有機氧含量低于上游的萃取段使用萃取劑的有機氧含量；
④下游的萃取段使用萃取劑的芳烴含量低于上游的萃取段使用萃取劑的芳烴含量；
⑤下游的萃取段使用萃取劑的氫含量高于上游的萃取段使用萃取劑的氫含量。
本發明，通常，在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在一個萃取段；
萃取段的操作方式，選自下述操作方式中的一種或幾種：
①一個萃取段包含單次接觸、單次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X，混合物流EMS-X分離為富萃取劑EPY-X和脫油水EPW-X；
脫油水EPW-X與原料萃取劑EFY-X的混合接觸過程使用混合器強制混合；
混合物流EMS-X分離方式，選自沉降分離、離心分離中的一種或幾種；
②一個萃取段包含2次逆流接觸、2次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X逆流混合接觸2次；
在第一接觸分離步驟，原料水EFW-X與第二接觸分離步驟排出的第一中間富萃取劑EPY-X1混合接觸后成為混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分離為第二富萃取劑EPY-X2和第一脫油水EPW-X1；
在第二接觸分離步驟，第一脫油水EPW-X1與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分離為第一富萃取劑EPY-X1和第二脫油水EPW-X2；
③一個萃取段包含3次逆流接觸、3次分離，原料水EFW-X與原料萃取劑EFY-X逆流混合接觸3次；
在第一接觸分離步驟，原料水EFW-X與第二接觸分離步驟排出的第二中間富萃取劑EPY-X2混合接觸后成為混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分離為第三富萃取劑EPY-X3和第一脫油水EPW-X1；
在第二接觸分離步驟，第一脫油水EPW-X1與第三接觸分離步驟排出的第一中間富萃取劑EPY-X1混合接觸后成為混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分離為第二富萃取劑EPY-X2和第二脫油水EPW-X2；
在第三接觸分離步驟，第二脫油水EPW-X2與原料萃取劑EFY-X混合接觸后成為混合物流EMS-X3，混合物流EMS-X3分離為第一富萃取劑EPY-X1和第三脫油水EPW-X3；
④一個萃取段包含3次以上的污水與萃取劑的逆流接觸、3次以上的油水分離；
⑤靜態式內件萃取塔
萃取過程使用靜態式塔內件的萃取塔，污水與萃取劑進行多次逆流接觸分離；
當萃取劑體積流率大于污水體積流率時，萃取劑作為連續相，污水經分布器分散后作為分散相，污水經分布器分散增加污水液滴的顆粒數量、降低污水顆粒直徑；
靜態式萃取塔的傳質元件，使用塔盤和/或填料；
靜態式萃取塔，塔盤數通常為3～100塊、一般為40～60塊塔；
靜態式萃取塔使用填料時，填料多層分布，填料層之間設置再分配器內件，以再次分布下降的水相、上升的萃取劑油相；
⑥動態式內件萃取塔
萃取過程使用動態式塔內件的萃取塔，動態式塔內件的萃取塔使用轉盤或其它動態式塔內件；
動態式塔內件的萃取塔使用塔內轉盤時，轉盤充當攪拌器，轉盤為平盤式轉盤或其它形式轉盤；
當萃取劑體積流率大于污水體積流率時，萃取劑作為連續相，污水經分布器分散后作為分散相，污水經分布器分散增加污水液滴的顆粒數量、降低污水顆粒直徑；
動態式塔內件的萃取塔，使用或不使用靜止塔盤和/或填料層；
動態式塔內件的萃取塔使用塔內轉盤時，塔內轉盤數量通常為3～100塊、一般為40～60塊塔；
動態式塔內件的萃取塔，使用填料時，填料多層分布，填料層之間設置再分配器內件，以再次分布下降的水相、上升的萃取劑油相；
轉盤轉速，通常為10～60轉/分鐘，一般為20～40轉/分鐘。
本發明，通常，在萃取過程E100或補充萃取過程E200，至少存在一個使用萃取塔的萃取傳質段，所述的萃取塔為轉盤式萃取塔，轉盤式萃取塔的傳質段的可轉動塔盤數為20～100塊。
（發明人：何藝帆;王嘉愷;劉湘揚;馬策旻;何巨堂）
