公布日：2024.04.26
申请日：2024.03.05
分类号：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
一种使用兼用萃取剂萃取污水中芳烃的方法，含芳烃、含酚的污水F10经使用兼用萃取剂JY的萃取过程E100得到初级净化水，不需要专用的萃取剂再生过程从而节省投资、降低能耗，兼用萃取剂JY用供氢溶剂加氢稳定反应生成油的分馏过程的分馏塔UT系统存在的窄馏分、低分子量的产品和/或循环烃物流如常规沸点介于120～250℃的分馏塔中段回流油、常规沸点介于30～140℃的分馏塔塔顶回流油，富兼用萃取剂返回分馏塔UT完成再生和萃取物的多产品分离回收，形成萃取过程与分馏过程的组合工艺；可在补充萃取过程用少量的高氢饱和度的补充萃取剂萃取初级净化水中的烃油，富补充萃取剂通常最终进入加氢反应过程完成净化。
权利要求书
1.一种使用兼用萃取剂萃取污水中芳烃的方法，其特征在于包含以下步骤：污水F10，含芳烃，含或不含酚；兼用萃取剂JY，为1路或2路或多路烃组成不同的萃取剂；⑴在萃取过程E100，基于污水F10的污水F10-X与基于兼用萃取剂JY的兼用萃取剂JY-X发生至少一次混合接触E100-X后成为混合物流E100-XM，混合物流E100-XM分离为富兼用萃取剂RJY-X和脱油水F10P-X；萃取过程E100排出的脱油水产品作为初级净化水；萃取过程E100排出富兼用萃取剂产品；在萃取过程E100，兼用萃取剂JY-X的操作密度低于污水F10-X的操作密度；富兼用萃取剂RJY-X中的烃类的重量流率，高于兼用萃取剂JY-X中的烃类的重量流率；脱油水F10P-X的烃油的重量浓度，低于污水F10-X的烃油的重量浓度；最终离开萃取过程E100的萃取后污水，用作初级净化水；⑵富兼用萃取剂RJY-X的处理富兼用萃取剂RJY-X的处理，选用下述操作方式中的1种或几种：①基于富兼用萃取剂RJY-X的烃物流，进入同时加工其它烃物流S10的分馏塔UT内分离出兼用萃取剂JY循环使用，兼用萃取剂JY属于循环型兼用萃取剂JY1；分馏塔UT，分离出2和或多个窄馏分烃油；②基于富兼用萃取剂RJY-X的烃物流，进入加氢反应过程和/或进入同时加工其它烃物流S55的分馏过程U55，分馏过程U55不产出兼用萃取剂JY，兼用萃取剂JY属于单程型兼用萃取剂JY2；分馏过程U55的分馏塔UT55，分离出2个和或多个窄馏分烃油。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：富兼用萃取剂RJY-X中的酚的重量流率，高于兼用萃取剂JY-X中的酚的重量流率；脱油水F10P-X的酚的重量浓度，低于污水F10-X的酚的重量浓度。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵在兼用萃取剂再生过程，使用分馏塔UT系统；基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流，在生产供氢溶剂的加氢稳定反应过程R20转化为反应流出物R20P，基于反应流出物R20P得到加氢稳定反应生成油R20PY；至少一部分基于加氢稳定反应生成油R20PY的烃物流，进入分馏塔UT进行蒸馏分离，并至少分离出2个馏分不同的烃油。
4.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：污水F10，选自下述物流中的一种或几种：①煤加氢直接液化过程的冷高分酸性水；②煤加氢直接液化过程的冷低分酸性水；③煤加氢直接液化过程生成油的分馏过程的污水；④煤加氢直接液化装置配套的溶剂油加氢稳定装置的冷高分酸性水；⑤煤加氢直接液化装置配套的溶剂油加氢稳定装置的冷低分酸性水；⑥煤焦油分馏塔的塔顶污水；⑦煤气化过程产生的污水；⑧其它含芳烃、含酚的污水。5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵单程型兼用萃取剂JY2的来源单程型兼用萃取剂JY2，是来自烃类分馏塔T60系统存在的窄馏分、低分子量的烃物流；烃类物料的分馏塔T60，不是分馏过程U55的分馏塔UT55，也不是分馏塔UT；单程型兼用萃取剂JY2，选自下述物流中的一种或几种：①分馏塔T60的塔顶回流罐的产品，选择下述的任意一种或几种：第一种，分馏塔T60的塔顶汽体冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油，至少一部分所述塔顶回流罐烃油用作单程型兼用萃取剂JY2；第二种，分馏塔T60的塔顶汽体，经过2级或多级冷凝冷却分离过程产生2个或多个塔顶冷凝液，任意一个或几个塔顶冷凝液用作单程型兼用萃取剂JY2；第三种，分馏塔T60的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油；塔顶回流罐烃油，经过加热和或降压过程后，再经过分离、分馏过程得到的脱轻烃的液体的至少一部分，用作单程型兼用萃取剂JY2；②分馏塔T60的塔顶侧线抽出油；③分馏塔T60的中段侧线抽出油；④分馏塔T60的其它烃油产品。
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵在兼用萃取剂再生过程，循环型兼用萃取剂JY1，选自下述物流中的一种或几种：①分馏塔UT的塔顶回流罐的返塔回流液，选择下述物流中的一种或几种：第一种，分馏塔UT的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油，至少一部分所述塔顶回流罐烃油返回分馏塔UT顶部成为塔顶回流液RFX1；至少一部分所述塔顶回流液RFX1用作循环型兼用萃取剂JY1；第二种，分馏塔UT的塔顶汽体，经过2级或多级冷凝冷却分离过程产生2个或多个塔顶冷凝液，任意一个或几个塔顶冷凝液返回分馏塔UT顶部成为塔顶回流液RFX2；至少一部分所述塔顶回流液RFX2用作循环型兼用萃取剂JY1；第三种，分馏塔UT的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油；塔顶回流罐烃油，经过加热和或降压过程后，经过分离、分馏过程得到脱轻烃的塔顶冷凝液；至少一部分脱轻烃的塔顶冷凝液，作为塔顶回流液RFX3使用和/或至少一部分脱轻烃的塔顶冷凝液作为外排产品使用；至少一部分所述塔顶回流液RFX3用作循环型兼用萃取剂JY1；②分馏塔UT的塔顶冷循环回流液；所述塔顶冷循环回流模式，指的是从分馏塔UT上段内的集油装置收集液体UT-L888，然后液体UT-L888通过排液口UT-L888-N离开分馏塔UT通过冷却过程降温后返回分馏塔UT的最上端的传质冷却段UT-TNC-01使得至少一部分上升的烃类蒸汽冷凝为液体；在分馏塔UT内，传质冷却段UT-TNC-01位于液体UT-L888的排液口UT-L888-N之上；③分馏塔UT的中段回流油；④分馏塔UT的其它烃油产品。
7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取剂JY的20℃密度，属于下述数值中的一种：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.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取剂JY的有机氧含量，属于下述数值中的一种：①0.70～0.55wt％；②0.55～0.40wt％；③＜0.40wt％。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑵任意一路兼用萃取剂JY的ASTMD-86馏程的5wt％馏出点温度～95wt％馏出点温度，属于下述数值中的一种：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.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴在萃取过程E100，兼用萃取剂JY-X的操作体积流率与污水F10-X的操作体积流率的比值为萃取过程的剂/水体积比K100，剂/水体积比K100取值为下述数值中的一种：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.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取过程E100的操作温度，选自下述数据中的一种：①10～20℃；②20～30℃；③30～40℃；④40～50℃；⑤50～60℃；⑥60～80℃。
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取过程E100的操作压力，选自下述数据中的一种：①0.0～0.1MPaG；②0.1～0.2MPaG；③0.2～0.3MPaG；④0.3～1.0MPaG。
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取过程E100的操作目标，以脱油水F10P-X的烃油的重量浓度与污水F10-X的烃油的重量浓度的比值表示，选自下述数据中的一种：①为0.90～0.80，即污水F10-X中的烃油的脱除率为10～20wt％；②为0.80～0.70，即污水F10-X中的烃油的脱除率为20～30wt％；③为0.70～0.60，即污水F10-X中的烃油的脱除率为30～40wt％；④为0.60～0.50，即污水F10-X中的烃油的脱除率为40～50wt％；⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率为50～60wt％；⑥为0.40～0.30，即污水F10-X中的烃油的脱除率为60～70wt％；⑦为0.30～0.20，即污水F10-X中的烃油的脱除率为70～80wt％；⑧大于0.20，即污水F10-X中的烃油的脱除率大于80wt％。
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取过程E100的操作目标是，脱油水F10P-X的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度与污水F10-X的常规沸点高于150℃烃油的烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：①为0.90～0.80，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为10～20wt％；②为0.80～0.70，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为20～30wt％；③为0.70～0.60，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为30～40wt％；④为0.60～0.50，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为40～50wt％；⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为50～60wt％；⑥为0.40～0.30，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为60～70wt％；⑦为0.30～0.20，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为70～80wt％；⑧＜0.20，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率＞80wt％。
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑴萃取过程E100的操作目标是，脱油水F10P-X的酚的重量浓度与污水F10-X的酚的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：①为0.90～0.80，即污水F10-X中的酚的脱除率为10～20wt％；②为0.80～0.70，即污水F10-X中的酚的脱除率为20～30wt％；③为0.70～0.60，即污水F10-X中的酚的脱除率为30～40wt％；④为0.60～0.50，即污水F10-X中的酚的脱除率为40～50wt％；⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的酚的脱除率为50～60wt％；⑥＜0.40，即污水F10-X中的酚的脱除率为＞60wt％。
16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：⑶在补充萃取过程E200，用高氢饱和度的补充萃取剂2PY萃取初级净化水中的包含兼用萃取剂JY的烃油；在补充萃取过程E200，基于初级净化水的污水F20-X与基于补充萃取剂2PY的萃取剂发生至少一次混合接触后成为混合物流E200-XM，混合物流E200-XM分离为富补充萃取剂2PYP-X和脱油水F20P-X；补充萃取剂2PY的操作密度，低于污水F20-X的操作密度；富补充萃取剂2PYP-X中烃的重量流率，高于补充萃取剂2PY中烃的重量流率；脱油水F20P-X的中的烃油的重量浓度，低于初级净化水污水F20-X中的烃油的重量浓度。
17.根据权利要求16所述方法，其特征在于：⑷富补充萃取剂2PYP-X的去向，选择下述方式中的一种或几种：①进入煤加氢直接液化反应过程R10；②进入煤加氢直接液化反应过程R10的生成油的分离、分馏过程；③进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20；④进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的分离、分馏过程；⑤进入分馏塔UT内；⑥进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的加氢改质反应过程R30；⑦进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的烃物流的加氢改质反应过程R30；⑧作为吸收油进入富气脱液化气组分的吸收过程；⑨作为吸收油进入富气脱液化气组分的吸收过程转化为富吸收油，富吸收油进入加氢反应过程。
18.根据权利要求16所述方法，其特征在于：⑶在补充萃取过程E200，使用的补充萃取剂2PY来自加氢改质反应过程R30的生成油的分离、分馏过程；基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流进入加氢改质反应过程R30，或者，基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的烃物流进入加氢改质反应过程R30。
19.根据权利要求16所述方法，其特征在于：⑶在补充萃取过程E200，补充萃取剂2PY的20℃密度＜0.80g/cm3；补充萃取剂2PY的ASTMD-86馏程的干点＜180℃；补充萃取剂2PY的有机氧含量＜0.05wt％；补充萃取剂2PY的操作体积流率与初级净化水的操作体积流率的比值为补充萃取过程的剂/水体积比K200，K200取值为下列数值中的一种：①0.30～0.20；②0.20～0.10；③0.10～0.01；补充萃取过程E200的操作温度为20～60℃；补充萃取过程E200的操作压力为0.0～0.3MPaG。
20.根据权利要求16所述方法，其特征在于：⑶补充萃取过程E200的操作目标是，脱油水P20-X的烃油的重量浓度与初级净化水中的烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：①为0.90～0.80，即污水F10-X中的烃油的脱除率为10～20wt％；②为0.80～0.70，即污水F10-X中的烃油的脱除率为20～30wt％；③为0.70～0.60，即污水F10-X中的烃油的脱除率为30～40wt％；④为0.60～0.50，即污水F10-X中的烃油的脱除率为40～50wt％；⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率为50～60wt％；⑥＜0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率＞60wt％。
21.根据权利要求16所述方法，其特征在于：⑶补充萃取过程E200的操作目标是，脱油水P20-X的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度与初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：①为0.90～0.80，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为10～20wt％；②为0.80～0.70，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为20～30wt％；③为0.70～0.60，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为30～40wt％；④为0.60～0.50，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为40～50wt％；⑤＜0.50～0.40，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率＞50wt％。
22.根据权利要求1或16所述方法，其特征在于：在萃取过程E100或补充萃取过程E200，使用能够被加氢反应转化的主要由碳元素、氢元素组成的破乳剂；破乳剂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、水两相至少发生部分分离，且破乳分离出的油相进入萃取过程E100或补充萃取过程E200的主体油相产物中，且破乳分离出的水两相进入萃取过程E100或补充萃取过程E200的主体水相产物中。
23.根据权利要求1或16所述方法，其特征在于：在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在2个串联操作的使用不同萃取剂的萃取段，以污水流动的主体流程为前进方向，下游的萃取段使用的萃取剂的性质与上游的萃取段使用的萃取剂的性质相比，具有下列特征中的1个或几个；①下游的萃取段使用萃取剂的密度低于上游的萃取段使用萃取剂的密度；②下游的萃取段使用萃取剂的ASTMD-86馏程的干点低于上游的萃取段使用萃取剂的ASTMD-86馏程的干点；③下游的萃取段使用萃取剂的有机氧含量低于上游的萃取段使用萃取剂的有机氧含量；④下游的萃取段使用萃取剂的芳烃含量低于上游的萃取段使用萃取剂的芳烃含量；⑤下游的萃取段使用萃取剂的氢含量高于上游的萃取段使用萃取剂的氢含量。
24.根据权利要求1或16或23所述方法，其特征在于：在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在一个萃取段；萃取段的操作方式，选自下述操作方式中的一种或几种：①一个萃取段包含单次接触、单次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X，混合物流EMS-X分离为富萃取剂EPY-X和脱油水EPW-X；脱油水EPW-X与原料萃取剂EFY-X的混合接触过程使用混合器强制混合；混合物流EMS-X分离方式，选自沉降分离、离心分离中的一种或几种；②一个萃取段包含2次逆流接触、2次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X逆流混合接触2次；在第一接触分离步骤，原料水EFW-X与第二接触分离步骤排出的第一中间富萃取剂EPY-X1混合接触后成为混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分离为第二富萃取剂EPY-X2和第一脱油水EPW-X1；在第二接触分离步骤，第一脱油水EPW-X1与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分离为第一富萃取剂EPY-X1和第二脱油水EPW-X2；③一个萃取段包含3次逆流接触、3次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X逆流混合接触3次；在第一接触分离步骤，原料水EFW-X与第二接触分离步骤排出的第二中间富萃取剂EPY-X2混合接触后成为混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分离为第三富萃取剂EPY-X3和第一脱油水EPW-X1；在第二接触分离步骤，第一脱油水EPW-X1与第三接触分离步骤排出的第一中间富萃取剂EPY-X1混合接触后成为混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分离为第二富萃取剂EPY-X2和第二脱油水EPW-X2；在第三接触分离步骤，第二脱油水EPW-X2与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X3，混合物流EMS-X3分离为第一富萃取剂EPY-X1和第三脱油水EPW-X3；④一个萃取段包含3次以上的污水与萃取剂的逆流接触、3次以上的油水分离；⑤静态式内件萃取塔萃取过程使用静态式塔内件的萃取塔，污水与萃取剂进行多次逆流接触分离；当萃取剂体积流率大于污水体积流率时，萃取剂作为连续相，污水经分布器分散后作为分散相，污水经分布器分散增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径；静态式萃取塔的传质元件，使用塔盘和/或填料；静态式萃取塔，塔盘数通常为3～100块、一般为40～60块塔；静态式萃取塔使用填料时，填料多层分布，填料层之间设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；⑥动态式内件萃取塔萃取过程使用动态式塔内件的萃取塔，动态式塔内件的萃取塔使用转盘或其它动态式塔内件；动态式塔内件的萃取塔使用塔内转盘时，转盘充当搅拌器，转盘为平盘式转盘或其它形式转盘；当萃取剂体积流率大于污水体积流率时，萃取剂作为连续相，污水经分布器分散后作为分散相，污水经分布器分散增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径；动态式塔内件的萃取塔，使用或不使用静止塔盘和/或填料层；动态式塔内件的萃取塔使用塔内转盘时，塔内转盘数量通常为3～100块、一般为40～60块塔；动态式塔内件的萃取塔，使用填料时，填料多层分布，填料层之间设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；转盘转速，通常为10～60转/分钟，一般为20～40转/分钟。
25.根据权利要求1或16或23所述方法，其特征在于：在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在一个使用萃取塔的萃取传质段，所述的萃取塔为转盘式萃取塔，转盘式萃取塔的传质段的可转动塔盘数为20～100块。
发明内容
本发明一种使用兼用萃取剂萃取污水中芳烃的方法，其特征在于包含以下步骤：
污水F10，含芳烃，含或不含酚；
兼用萃取剂JY，为1路或2路或多路烃组成不同的萃取剂；
⑴在萃取过程E100，基于污水F10的污水F10-X与基于兼用萃取剂JY的兼用萃取剂JY-X发生至少一次混合接触E100-X后成为混合物流E100-XM，混合物流E100-XM分离为富兼用萃取剂RJY-X和脱油水F10P-X；萃取过程E100排出的脱油水产品作为初级净化水；萃取过程E100排出富兼用萃取剂产品；
在萃取过程E100，兼用萃取剂JY-X的操作密度低于污水F10-X的操作密度；
富兼用萃取剂RJY-X中的烃类的重量流率，高于兼用萃取剂JY-X中的烃类的重量流率；
脱油水F10P-X的烃油的重量浓度，低于污水F10-X的烃油的重量浓度；
最终离开萃取过程E100的萃取后污水，用作初级净化水；
⑵富兼用萃取剂RJY-X的处理
富兼用萃取剂RJY-X的处理，选用下述操作方式中的1种或几种：
①基于富兼用萃取剂RJY-X的烃物流，进入同时加工其它烃物流S10的分馏塔UT内分离出兼用萃取剂JY循环使用，兼用萃取剂JY属于循环型兼用萃取剂JY1；
分馏塔UT，分离出2和或多个窄馏分烃油；
②基于富兼用萃取剂RJY-X的烃物流，进入加氢反应过程和/或进入同时加工其它烃物流S55的分馏过程U55，分馏过程U55不产出兼用萃取剂JY，兼用萃取剂JY属于单程型兼用萃取剂JY2；
分馏过程U55的分馏塔UT55，分离出2个和或多个窄馏分烃油。
本发明，通常，富兼用萃取剂RJY-X中的酚的重量流率，高于兼用萃取剂JY-X中的酚的重量流率；
脱油水F10P-X的酚的重量浓度，低于污水F10-X的酚的重量浓度。
本发明，通常，⑵在兼用萃取剂再生过程，使用分馏塔UT系统；
基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流，在生产供氢溶剂的加氢稳定反应过程R20转化为反应流出物R20P，基于反应流出物R20P得到加氢稳定反应生成油R20PY；
至少一部分基于加氢稳定反应生成油R20PY的烃物流，进入分馏塔UT进行蒸馏分离，并至少分离出2个馏分不同的烃油。
本发明，污水F10，可以选自下述物流中的一种或几种：
①煤加氢直接液化过程的冷高分酸性水；
②煤加氢直接液化过程的冷低分酸性水；
③煤加氢直接液化过程生成油的分馏过程的污水；
④煤加氢直接液化装置配套的溶剂油加氢稳定装置的冷高分酸性水；
⑤煤加氢直接液化装置配套的溶剂油加氢稳定装置的冷低分酸性水；
⑥煤焦油分馏塔的塔顶污水；
⑦煤气化过程产生的污水；
⑧其它含芳烃、含酚的污水。
本发明，⑵单程型兼用萃取剂JY2的来源
单程型兼用萃取剂JY2，是来自烃类分馏塔T60系统存在的窄馏分、低分子量的烃物流；
烃类物料的分馏塔T60，不是分馏过程U55的分馏塔UT55，也不是分馏塔UT；
单程型兼用萃取剂JY2，可以选自下述物流中的一种或几种：
①分馏塔T60的塔顶回流罐的产品，选择下述的任意一种或几种：
第一种，分馏塔T60的塔顶汽体冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油，至少一部分所述塔顶回流罐烃油用作单程型兼用萃取剂JY2；
第二种，分馏塔T60的塔顶汽体，经过2级或多级冷凝冷却分离过程产生2个或多个塔顶冷凝液，任意一个或几个塔顶冷凝液用作单程型兼用萃取剂JY2；
第三种，分馏塔T60的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油；塔顶回流罐烃油，经过加热和或降压过程后，再经过分离、分馏过程得到的脱轻烃的液体的至少一部分，用作单程型兼用萃取剂JY2；
②分馏塔T60的塔顶侧线抽出油；
③分馏塔T60的中段侧线抽出油；
④分馏塔T60的其它烃油产品。
本发明，⑵在兼用萃取剂再生过程，循环型兼用萃取剂JY1，可以选自下述物流中的一种或几种：
①分馏塔UT的塔顶回流罐的返塔回流液，选择下述物流中的一种或几种：
第一种，分馏塔UT的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油，至少一部分所述塔顶回流罐烃油返回分馏塔UT顶部成为塔顶回流液RFX1；
至少一部分所述塔顶回流液RFX1用作循环型兼用萃取剂JY1；
第二种，分馏塔UT的塔顶汽体，经过2级或多级冷凝冷却分离过程产生2个或多个塔顶冷凝液，任意一个或几个塔顶冷凝液返回分馏塔UT顶部成为塔顶回流液RFX2；
至少一部分所述塔顶回流液RFX2用作循环型兼用萃取剂JY1；
第三种，分馏塔UT的塔顶汽体，冷凝冷却后进入塔顶回流罐分离出塔顶回流罐烃油；塔顶回流罐烃油，经过加热和或降压过程后，经过分离、分馏过程得到脱轻烃的塔顶冷凝液；至少一部分脱轻烃的塔顶冷凝液，作为塔顶回流液RFX3使用和/或至少一部分脱轻烃的塔顶冷凝液作为外排产品使用；
至少一部分所述塔顶回流液RFX3用作循环型兼用萃取剂JY1；
②分馏塔UT的塔顶冷循环回流液；
所述塔顶冷循环回流模式，指的是从分馏塔UT上段内的集油装置收集液体UT-L888，然后液体UT-L888通过排液口UT-L888-N离开分馏塔UT通过冷却过程降温后返回分馏塔UT的最上端的传质冷却段UT-TNC-01使得至少一部分上升的烃类蒸汽冷凝为液体；在分馏塔UT内，传质冷却段UT-TNC-01位于液体UT-L888的排液口UT-L888-N之上；
③分馏塔UT的中段回流油；
④分馏塔UT的其它烃油产品。
本发明，通常，⑵任意一路兼用萃取剂JY的20℃密度，属于下述数值中的一种：
①0.95～0.90g/cm3；②0.90～0.85g/cm3；③0.85～0.80g/cm3；④0.80～0.75g/cm3；
⑤＜0.75g/cm3。
本发明，通常，⑵任意一路兼用萃取剂JY的有机氧含量，属于下述数值中的一种：
①0.70～0.55wt％；②0.55～0.40wt％；③＜0.40wt％。
本发明，通常，⑵任意一路兼用萃取剂JY的ASTMD-86馏程的5wt％馏出点温度～95wt％馏出点温度，属于下述数值中的一种：
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℃。
本发明，通常，⑴在萃取过程E100，兼用萃取剂JY-X的操作体积流率与污水F10-X的操作体积流率的比值为萃取过程的剂/水体积比K100，剂/水体积比K100取值为下述数值中的一种：
①10.0～5.0；②5.0～2.0；③2.0～1.0；④1.0～0.50；
⑤0.50～0.10；⑥0.10～0.01。
本发明，通常，⑴萃取过程E100的操作温度，选自下述数据中的一种：
①10～20℃；②20～30℃；③30～40℃；④40～50℃；⑤50～60℃；⑥60～80℃。
本发明，通常，⑴萃取过程E100的操作压力，选自下述数据中的一种：
①0.0～0.1MPaG；②0.1～0.2MPaG；③0.2～0.3MPaG；④0.3～1.0MPaG。
本发明，通常，⑴萃取过程E100的操作目标，以脱油水F10P-X的烃油的重量浓度与污水F10-X的烃油的重量浓度的比值表示，选自下述数据中的一种：
①为0.90～0.80，即污水F10-X中的烃油的脱除率为10～20wt％；
②为0.80～0.70，即污水F10-X中的烃油的脱除率为20～30wt％；
③为0.70～0.60，即污水F10-X中的烃油的脱除率为30～40wt％；
④为0.60～0.50，即污水F10-X中的烃油的脱除率为40～50wt％；
⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率为50～60wt％；
⑥为0.40～0.30，即污水F10-X中的烃油的脱除率为60～70wt％；
⑦为0.30～0.20，即污水F10-X中的烃油的脱除率为70～80wt％；
⑧大于0.20，即污水F10-X中的烃油的脱除率大于80wt％。
本发明，通常，⑴萃取过程E100的操作目标是，脱油水F10P-X的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度与污水F10-X的常规沸点高于150℃烃油的烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：
①为0.90～0.80，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为10～20wt％；
②为0.80～0.70，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为20～30wt％；
③为0.70～0.60，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为30～40wt％；
④为0.60～0.50，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为40～50wt％；
⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为50～60wt％；
⑥为0.40～0.30，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为60～70wt％；
⑦为0.30～0.20，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为70～80wt％；
⑧＜0.20，即污水F10-X中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率＞80wt％。
本发明，通常，⑴萃取过程E100的操作目标是，脱油水F10P-X的酚的重量浓度与污水F10-X的酚的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：
①为0.90～0.80，即污水F10-X中的酚的脱除率为10～20wt％；
②为0.80～0.70，即污水F10-X中的酚的脱除率为20～30wt％；
③为0.70～0.60，即污水F10-X中的酚的脱除率为30～40wt％；
④为0.60～0.50，即污水F10-X中的酚的脱除率为40～50wt％；
⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的酚的脱除率为50～60wt％；
⑥＜0.40，即污水F10-X中的酚的脱除率为＞60wt％。
本发明，通常，⑶在补充萃取过程E200，用高氢饱和度的补充萃取剂2PY萃取初级净化水中的包含兼用萃取剂JY的烃油；
在补充萃取过程E200，基于初级净化水的污水F20-X与基于补充萃取剂2PY的萃取剂发生至少一次混合接触后成为混合物流E200-XM，混合物流E200-XM分离为富补充萃取剂2PYP-X和脱油水F20P-X；
补充萃取剂2PY的操作密度，低于污水F20-X的操作密度；
富补充萃取剂2PYP-X中烃的重量流率，高于补充萃取剂2PY中烃的重量流率；
脱油水F20P-X的中的烃油的重量浓度，低于初级净化水污水F20-X中的烃油的重量浓度。
本发明，通常，⑷富补充萃取剂2PYP-X的去向，选择下述方式中的一种或几种：
①进入煤加氢直接液化反应过程R10；
②进入煤加氢直接液化反应过程R10的生成油的分离、分馏过程；
③进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20；
④进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的分离、分馏过程；
⑤进入分馏塔UT内；
⑥进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的加氢改质反应过程R30；
⑦进入加工基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的烃物流的加氢改质反应过程R30；
⑧作为吸收油进入富气脱液化气组分的吸收过程；
⑨作为吸收油进入富气脱液化气组分的吸收过程转化为富吸收油，富吸收油进入加氢反应过程。
本发明，通常，⑶在补充萃取过程E200，使用的补充萃取剂2PY来自加氢改质反应过程R30的生成油的分离、分馏过程；
基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流进入加氢改质反应过程R30，或者，
基于煤加氢直接液化反应过程R10生成油的烃物流的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的生成油的烃物流进入加氢改质反应过程R30。
本发明，通常，⑶在补充萃取过程E200，补充萃取剂2PY的20℃密度＜0.80g/cm3；
补充萃取剂2PY的ASTMD-86馏程的干点＜180℃；
补充萃取剂2PY的有机氧含量＜0.05wt％；
补充萃取剂2PY的操作体积流率与初级净化水的操作体积流率的比值为补充萃取过程的剂/水体积比K200，K200取值为下列数值中的一种：
①0.30～0.20；②0.20～0.10；③0.10～0.01；
补充萃取过程E200的操作温度为20～60℃；
补充萃取过程E200的操作压力为0.0～0.3MPaG。
本发明，通常，⑶补充萃取过程E200的操作目标是，脱油水P20-X的烃油的重量浓度与初级净化水中的烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：
①为0.90～0.80，即污水F10-X中的烃油的脱除率为10～20wt％；
②为0.80～0.70，即污水F10-X中的烃油的脱除率为20～30wt％；
③为0.70～0.60，即污水F10-X中的烃油的脱除率为30～40wt％；
④为0.60～0.50，即污水F10-X中的烃油的脱除率为40～50wt％；
⑤为0.50～0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率为50～60wt％；
⑥＜0.40，即污水F10-X中的烃油的脱除率＞60wt％。
本发明，通常，⑶补充萃取过程E200的操作目标是，脱油水P20-X的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度与初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的重量浓度的比值，选自下述数据中的一种：
①为0.90～0.80，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为10～20wt％；
②为0.80～0.70，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为20～30wt％；
③为0.70～0.60，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为30～40wt％；
④为0.60～0.50，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率为40～50wt％；
⑤＜0.50～0.40，即初级净化水中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率＞50wt％。
本发明，通常，在萃取过程E100或补充萃取过程E200，使用能够被加氢反应转化的主要由碳元素、氢元素组成的破乳剂；
破乳剂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、水两相至少发生部分分离，且破乳分离出的油相进入萃取过程E100或补充萃取过程E200的主体油相产物中，且破乳分离出的水两相进入萃取过程E100或补充萃取过程E200的主体水相产物中。
本发明，通常，在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在2个串联操作的使用不同萃取剂的萃取段，以污水流动的主体流程为前进方向，下游的萃取段使用的萃取剂的性质与上游的萃取段使用的萃取剂的性质相比，具有下列特征中的1个或几个；
①下游的萃取段使用萃取剂的密度低于上游的萃取段使用萃取剂的密度；
②下游的萃取段使用萃取剂的ASTMD-86馏程的干点低于上游的萃取段使用萃取剂的ASTMD-86馏程的干点；
③下游的萃取段使用萃取剂的有机氧含量低于上游的萃取段使用萃取剂的有机氧含量；
④下游的萃取段使用萃取剂的芳烃含量低于上游的萃取段使用萃取剂的芳烃含量；
⑤下游的萃取段使用萃取剂的氢含量高于上游的萃取段使用萃取剂的氢含量。
本发明，通常，在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在一个萃取段；
萃取段的操作方式，选自下述操作方式中的一种或几种：
①一个萃取段包含单次接触、单次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X，混合物流EMS-X分离为富萃取剂EPY-X和脱油水EPW-X；
脱油水EPW-X与原料萃取剂EFY-X的混合接触过程使用混合器强制混合；
混合物流EMS-X分离方式，选自沉降分离、离心分离中的一种或几种；
②一个萃取段包含2次逆流接触、2次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X逆流混合接触2次；
在第一接触分离步骤，原料水EFW-X与第二接触分离步骤排出的第一中间富萃取剂EPY-X1混合接触后成为混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分离为第二富萃取剂EPY-X2和第一脱油水EPW-X1；
在第二接触分离步骤，第一脱油水EPW-X1与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分离为第一富萃取剂EPY-X1和第二脱油水EPW-X2；
③一个萃取段包含3次逆流接触、3次分离，原料水EFW-X与原料萃取剂EFY-X逆流混合接触3次；
在第一接触分离步骤，原料水EFW-X与第二接触分离步骤排出的第二中间富萃取剂EPY-X2混合接触后成为混合物流EMS-X1，混合物流EMS-X1分离为第三富萃取剂EPY-X3和第一脱油水EPW-X1；
在第二接触分离步骤，第一脱油水EPW-X1与第三接触分离步骤排出的第一中间富萃取剂EPY-X1混合接触后成为混合物流EMS-X2，混合物流EMS-X2分离为第二富萃取剂EPY-X2和第二脱油水EPW-X2；
在第三接触分离步骤，第二脱油水EPW-X2与原料萃取剂EFY-X混合接触后成为混合物流EMS-X3，混合物流EMS-X3分离为第一富萃取剂EPY-X1和第三脱油水EPW-X3；
④一个萃取段包含3次以上的污水与萃取剂的逆流接触、3次以上的油水分离；
⑤静态式内件萃取塔
萃取过程使用静态式塔内件的萃取塔，污水与萃取剂进行多次逆流接触分离；
当萃取剂体积流率大于污水体积流率时，萃取剂作为连续相，污水经分布器分散后作为分散相，污水经分布器分散增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径；
静态式萃取塔的传质元件，使用塔盘和/或填料；
静态式萃取塔，塔盘数通常为3～100块、一般为40～60块塔；
静态式萃取塔使用填料时，填料多层分布，填料层之间设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；
⑥动态式内件萃取塔
萃取过程使用动态式塔内件的萃取塔，动态式塔内件的萃取塔使用转盘或其它动态式塔内件；
动态式塔内件的萃取塔使用塔内转盘时，转盘充当搅拌器，转盘为平盘式转盘或其它形式转盘；
当萃取剂体积流率大于污水体积流率时，萃取剂作为连续相，污水经分布器分散后作为分散相，污水经分布器分散增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径；
动态式塔内件的萃取塔，使用或不使用静止塔盘和/或填料层；
动态式塔内件的萃取塔使用塔内转盘时，塔内转盘数量通常为3～100块、一般为40～60块塔；
动态式塔内件的萃取塔，使用填料时，填料多层分布，填料层之间设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；
转盘转速，通常为10～60转/分钟，一般为20～40转/分钟。
本发明，通常，在萃取过程E100或补充萃取过程E200，至少存在一个使用萃取塔的萃取传质段，所述的萃取塔为转盘式萃取塔，转盘式萃取塔的传质段的可转动塔盘数为20～100块。
（发明人：何艺帆;王嘉恺;刘湘扬;马策旻;何巨堂）