CN102373083A - 一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法 - Google Patents

Abstract

一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法，将含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水，从而减少进入水处理装置比如含油污水处理装置或酸性水汽提装置的原料水总量。为了扩大工艺水来源或降低工艺水对烃氢化过程加氢生成油质量的影响，设置工艺水脱油过程，脱出的油可以回用比如用作烃氢化过程的原料油或进入产生工艺水的装置的烃类产品中。本发明特别适用于高氮含量烃油比如煤焦油或页岩油的氢化过程的设计或改造。

Description

一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法

技术领域

本发明涉及一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法，将含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水；特别地讲本发明涉及一种将工艺水用为高氮烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法；更特别地讲本发明涉及一种将工艺水用为煤焦油或页岩油氢化过程反应流出物冲洗水的方法。

背景技术

本发明是基于以下条件提出的：在存在多股含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水的油品加工厂，在存在烃类氢化过程的条件下，在工艺水对烃类氢化过程和烃类氢化过程烃类产品无不利影响的条件下，将所述含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水用为烃类(特别是高氮烃)氢化过程反应流出物冲洗水，可以降低水处理装置比如含油污水处理装置或酸性水汽提装置的原料水总量，从而降水处理装置规模、降低投资、降低能耗，进一步降低排入环境中的水数量、降低新鲜水用量。

与本发明相同的技术方案未见报道。

因此，本发明的第一目的在于提出一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法。本发明的第二目的在于提出一种将工艺水用为高氮烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法。本发明的第三目的在于提出一种将工艺水用为煤焦油或页岩油氢化过程反应流出物冲洗水的方法。

发明内容

一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法，其特征在于包含以下步骤：

①工艺过程U100产生含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水F100，将工艺水F100用作步骤②所述冲洗水FW；

②包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200的加氢反应流出物F200和冲洗水FW混合为注水后加氢反应流出物F210，F210进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度；烃类氢化过程U100的加氢反应过程的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为180～480℃；冷高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为20～80℃。

本发明特征进一步在于：

③在酸性水分离部分U300，高分水SW分离为氨300A、硫化氢和净化水300W。

本发明特征进一步在于：

④至少一部分净化水300W作为产生工艺水F100的原水进入步骤①循环使用。

本发明可以设置脱油过程U110，第一种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100和贫萃取油混合后分离为脱油后工艺水F110和富萃取油。

本发明可以设置脱油过程U110，第二种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过离心分离设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

本发明可以设置脱油过程U110，第三种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过油聚结设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

本发明特别适合于氮含量高于0.1重量％的烃类氢化过程U200，比如烃类氢化过程U200的原料烃为来自页岩油的烃类或来自煤焦油的烃类。

本发明工艺过程U100可以是使用液体水为溶剂脱除含氨含硫化氢的气体中氨和硫化氢的过程，水溶剂吸收气体中氨和硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100可以是氨水溶剂脱硫化氢的气体脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收气体中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100可以是使用氨水溶剂脱硫化氢的液化气脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收液化气中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100的油水分离过程产生含油工艺水F100，工艺水F100中的油组分性质最好与步骤②高分油SL性质接近。

烃氢化过程U200反应流出物采用热高分流程时，本发明特征在于：

②包含加氢脱氮过程的氢化过程U200的加氢反应流出物F200进入热高压分离部分分离为热高分气和热高分油，热高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为150～380℃；热高分气和冲洗水FW混合为注水后热高分气，注水后热高分气进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，指的是绝对压力。

本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。

本发明所述的组分的组成或浓度或含量值，除非特别说明均为重量基准值。

本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。

本发明所述的烃类，包括常规气体烃和常规液体烃。本发明所述的常规气体烃指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。

本发明所述的工艺水F100，指的是工艺过程U100产生的对烃类氢化过程和烃类氢化过程烃类产品无不利影响的含硫化氢和或氨和或烃油的任意工艺水F100。工艺水F100，其中的油组分性质最好与步骤②高分油SL性质接近，通常最好不含有氧气。

本发明所述的包含加氢脱氮过程的烃类氢化过程U200，指的是加工的原料烃含有机氮且在氢化过程U200发生加氢脱氮反应过程。

本发明一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法，其特征在于包含以下步骤：

①工艺过程U100产生含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水F100，将工艺水F100用作步骤②所述冲洗水FW；

②包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200的加氢反应流出物F200和冲洗水FW混合为注水后加氢反应流出物F210，F210进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度；烃类氢化过程U100的加氢反应过程的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为180～480℃；冷高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为20～80℃。

高分水SW通常进入酸性水处理过程，此时本发明特征进一步在于：

③在酸性水分离部分U300，高分水SW分离为氨300A、硫化氢和净化水300W。

多数情况下至少一部分净化水300W作为产生工艺水F100的原水进入步骤①循环使用。

本发明可以设置脱油过程U110，第一种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100和贫萃取油混合后分离为脱油后工艺水F110和富萃取油。

本发明可以设置脱油过程U110，第二种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过离心分离设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

本发明可以设置脱油过程U110，第三种方法是：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过油聚结设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

脱油过程U110脱出的油可以回用比如用作烃类氢化过程的原料油或进入产生工艺水的装置的烃类产品中。

本发明特别适合于氮含量高于0.1重量％的烃类氢化过程U200，比如烃类氢化过程U200的原料烃为来自页岩油的烃类或来自煤焦油的烃类。

本发明工艺过程U100可以是使用液体水为溶剂脱除含氨含硫化氢的气体中氨和硫化氢的过程，水溶剂吸收气体中氨和硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100可以是氨水溶剂脱硫化氢的气体脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收气体中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100可以是使用氨水溶剂脱硫化氢的液化气脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收液化气中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

本发明工艺过程U100的油水分离过程产生含油工艺水F100，工艺水F100中的油组分性质最好与步骤②高分油SL性质接近。

烃氢化过程U200反应流出物采用热高分流程时，本发明特征在于：

②包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200的加氢反应流出物F200进入热高压分离部分分离为热高分气和热高分油，热高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为150～380℃；热高分气和冲洗水FW混合为注水后热高分气，注水后热高分气进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度。

本发明所述的包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200一词，指的是在氢气和合适的加氢催化剂存在条件下含有机氮的烃类发生的氢化过程，该过程至少使用具备加氢脱氮功能的加氢精制催化剂，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义即包含加氢脱氮过程：一般该过程将氢化生成油的氮含量降低至400PPm以下、通常降低至200PPm以下、较佳时降低至100PPm以下、最好降低至10PPm以下。

所述的烃类氢化过程U200，因原料烃性质(金属含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同、加氢精制深度(加氢脱金属、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、一定程度的加氢精制性“裂化”)的不同和可能存在的加氢裂化深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据烃氢化过程的具体条件确定。

所述的加氢精制催化剂可以是一种或两种或多种催化剂的串联组合或混装，可以是加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃饱和剂等加氢精制催化剂及其组合。对于煤焦油原料，由于金属含量通常较高，故通常在加氢精制反应过程(通常位于反应过程的前部)使用加氢保护剂(加氢脱金属剂)。

所述的烃类氢化过程U200加工低硫含量、高氮含量烃原料时，根据需要可以将任一种补充硫加入该反应部分，以保证必须的最低硫化氢浓度，保证反应过程的催化剂必须的硫化氢分压不低于低限值：比如500PPm或1000PPm。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对烃氢化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后转化为硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。

按照本发明，所述的烃类氢化过程U200的反应流出物可以先进入热高压分离部分并分离为一个在体积上主要由氢气组成的含氨的热高分气气体和一个主要由常规液体烃组成的含溶解氢的热高分油液体。在冷高压分离部分，来自热高分气的物流冷却并分离为一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的冷高分油液体和一个主要由水组成的含氨的冷高分水液体。本段文字以热高分气为例说明冷高压分离部分。在冷高压分离部分，在冷高压分离器之前，通常向热高分气中注入洗涤水。所述热高分气通常先降低温度(一般是与反应部分原料换热)至约220～100℃(该温度应高于热高分气中硫氢化氨结晶温度)，然后与加入的洗涤水混合形成注水后热高分气。洗涤水用于吸收热高分气气体中的氨及可能存在的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收热高分气中的硫化氢。所述冷高压分离部分包含注水后热高分气的冷却、分离步骤，所述的注水后热高分气通常先降低温度(通常使用空气冷却器和或水冷却器)至约20～80℃、最好30～60℃，在此降温过程中，注水后热高分气中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收热高分气中的氨并进一步吸收热高分气中的硫化氢，形成冷高分水液体。最终所述注水后热高分气冷却并在冷高压分离器中分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气气体、一个主要由常规液体烃组成的冷高分油液体和一个主要由水组成的含氨的冷高分水液体。所述冷高分水液体，其中氨的含量一般为1～15％，最好为3～8％。洗涤水注入量的确定原则是，一方面，洗涤水注入热高分气后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多，以防止水全汽化；另一方面，注入洗涤水的直接目的是在冷高压分离部分吸收热高分气中的氨，防止冷高分气的氨浓度太高，在反应系统积聚，降低催化剂活性，通常冷高分气的氨浓度越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm；再一方面，洗涤水的另一直接目的是同时吸收热高分气中的氨和硫化氢，防止热高分气冷却降温过程形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述的冷高压分离部分，其分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离器压力与加氢反应部分压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.5～1.2MPa，最好为0.5～0.8MPa。所述的冷高分气气体，其氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％，宜不低于80％，最好不低于85％。按照本发明，如前所述至少一部分、通常为85～100％的所述冷高分气气体进入氢化过程使用。为了提高装置投资效率，必须保证冷高分气氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气气体(以下简称冷高分气排放气)以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于冷高分气排放气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气一非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。

新氢进入加氢反应部分，可以全部进入任一个合适位置。

以下详细描述酸性水分离部分U300。

本发明所酸性水分离部分U300，可以采用任一种合适的工艺，目前酸性水分离工艺主要有单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提、双塔加压汽提及双塔高低压汽提四种工艺流程。其中单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提及双塔加压汽提三种工艺应用较广。

单塔加压侧线抽出汽提工艺，是在加压状态下采用单塔处理酸性水，侧线抽出富氨气并进一步精制回收液氨。原料酸性水经脱气、除油后，分冷、热两路进料分别进入汽提塔的顶部和中上部，塔底可用1.0MPa蒸汽加热汽提，塔底净化水冷却后送至上游装置回用；塔顶酸性气送至酸性气制硫装置制硫磺，富氨气自塔的中部抽出，经三级分凝后采用浓氨水低温洗涤和脱硫剂进一步精制，再通过压缩、冷凝后得到副产品液氨。该工艺具有流程简单，蒸汽耗量较低，投资较低及占地面积较少等优点，对酸性水中硫化氢及氨的浓度有很宽的适用性，副产氨气质量可以达到国家合格品标准。该工艺已广泛用于国内炼油石化行业，形成了我国独特的酸性水汽提技术路线，是炼油、化工、冶金等行业处理含硫污水较为理想的工艺，适于处理量较大、对于副产品液氨厂内可以回用或有出路的工厂。

双塔加压汽提工艺，是在加压状态下，采用双塔分别汽提酸性水中的H₂S和NH₃。原料酸性水经脱气、除油后，首先进入硫化氢汽提塔上部，塔底可用1.0MPa蒸汽加热汽提，塔顶酸性气送至酸性气制硫装置回收硫磺，塔底含氨污水送至氨汽提塔进一步处理；氨汽提塔底可用1.0MPa蒸汽加热汽提，塔底净化水冷却后送至上游装置回用，塔顶富氨气经两级分凝后得到粗氨气，采用浓氨水低温洗涤和脱硫剂进一步精制，再通过压缩、冷凝后得到副产品液氨。该工艺流程复杂，蒸汽耗量较高，投资较高，占地面积较大，但可以处理硫化氢及氨浓度都很高的酸性水。适用于处理量较大，酸性水中硫化氢及氨浓度都很高，对于副产品液氨厂内可以回用或有出路的工厂。

单塔低压全吹出汽提工艺，是在低压状态下采用单塔处理酸性水，硫化氢及氨同时被汽提，酸性气为硫化氢及氨的混合气体。原料酸性水经脱气、除油后，进入汽提塔的顶部，塔底可用1.0MPa蒸汽加热汽提，酸性水中的硫化氢、氨同时被汽提，塔顶酸性气经冷凝、分液后，凝液经泵返塔作为回流，酸性气送至酸性气制硫装置回收硫磺，塔底即得到合格的净化水。该工艺流程最简单，蒸汽耗量较低，酸性气制硫装置需要考虑酸性气燃烧器设置特殊烧氨结构，在1250℃以上的高温下，酸性气中的氨即可分解完全，较好的解决了炼厂富产氨无出路所带来的污染，而且投资及占地最省。

通常不考虑到酸性水汽提部分采用单塔低压全吹出汽提工艺，原因是酸性气中含氨量较高，该酸性气与气体脱硫单元酸性气合并后，造成酸性气中H₂S浓度太低，酸性气燃烧炉温度低，不仅影响酸性气制硫率，同时酸性气中NH₃含量已远远超出25％(V)的极限要求，氨不能完全分解为氮气和水，制硫磺单元无法正常操作。

对于高氮油加氢装置的酸性水，通常推荐采用单塔加压侧线抽出汽提工艺。

以下详细描述两种常见的氨处理工艺。

生产液氨方案：酸性水分离装置采用单塔加压侧线抽出汽提工艺时，侧线抽出的富氨气经三级冷凝、分液后得到的粗氨气，其组成见表1，该组成的粗氨气由于仍含有较高浓度的H₂S，尚不宜直接配制成氨水使用，一般是采用进行低温循环洗涤、吸附、压缩、冷凝的氨精制工艺，将粗氨气中的H₂S进一步脱除，得到液氨副产品，采用该工艺得到的液氨其纯度为99.6％。

表1粗氨气组成

粗氨气组成	组成范围(v％)
		NH3	97～98
H2S	1～1.5
		H2O	1～1.5

粗氨气焚烧方案：粗氨气焚烧工艺是将粗氨气送至焚烧炉，在高温条件下，将氨气分解为氮气，焚烧后烟气冷却后再经烟囱高空排放。该工艺流程简单，但不能回收有用的副产品液氨，同时焚烧氨气还需消耗大量的燃料气，增加了装置能耗，同时也增加了尾气排放量。

上述两种工艺方案相比较，采用氨精制工艺方案，可以回收副产品液氨作为化工原料，同时避免了因氨气焚烧而增加的尾气排放量，做到了化害为利，变废为宝，因此本发明对烃氢化装置尤其是高氮烃氢化装置，推荐采用氨精制工艺方案。

以下详细描述本发明应用于气体氨水脱硫化氢的情况，特别适合于高氮烃氢化过程产生的气体氨水脱硫化氢的情况。

独立的煤焦油或蒽油氢化过程通常产生少量含硫化氢干气(主要由常规气体烃组成)，建设一套醇胺法脱硫化氢系统(包括吸收系统、再生系统、溶液配置系统)投资太高，运转费用高，不经济。此时，采用本发明，可以将气体脱硫化氢过程、烃加氢过程、酸性水分离过程联合为一体形成组合工艺，其特征在于至少包含以下步骤中的第①至第④步骤：

①工艺过程U100，在第一洗涤段，含硫化氢气体原料与含氨水溶液L3完成多次逆流接触后分离成为一级脱硫化氢气体V1和含氨溶液F100；含氨溶液F100作为烃氢化过程反应流出物用冲洗水FW。

④来自300W的部分净化水LW作为溶剂水LW3，和来自300A的部分氨LA配制为含氨水溶液L3进入步骤①循环使用；

⑤进一步地，在第二洗涤段(循环洗涤段)，脱硫化氢气体V1与水物流LW2完成多次逆流接触后分离为二级脱硫化氢气体V2和含氨水溶液L3，部分含氨水溶液L3A去第一接触段作为L3的一部分使用，部分含氨水溶液L3R返回第二接触段作为循环洗涤液使用；

⑥进一步地，设置第三洗涤段，二级脱硫化氢气体V2与水物流LW1完成多次逆流接触后分离为三级脱硫化氢气体V3和含氨水溶液L2，含氨水溶液L2去第二洗涤段作为LW2的一部分使用；水物流LW1来自净化水LW；

⑦进一步地，在固定床脱硫化氢部分，气体V3通过具有吸附硫化氢功能的吸附剂床层RC后成为气体V4，气体V3中硫化氢被吸附剂RC吸附。

操作条件通常为：

①第一洗涤段的操作条件：温度为20～60℃、压力为0.2～10.0MPa、液/气体积比为0.05∶1～10∶1；

操作条件一般为：

①第一洗涤段的操作条件：温度为30～50℃、压力为0.3～5.0MPa、液/气体积比为0.1∶1～0.5∶1；含氨水溶液L3中氨含量为0～5.0％。

②烃氢化过程操作压力为4.0～25.0MPa。

⑤第二洗涤段的操作条件：温度为30～50℃、压力为0.3～5.0MPa、液/气体积比为0.1∶1～1.0∶1；含氨水溶液L3中氨含量为0～1.0％。

⑥第三洗涤段的操作条件：温度为30～50℃、压力为0.3～5.0MPa、液/气体积比为0.1∶1～0.5∶1；含氨水溶液L3中氨含量为0～5.0％。

⑦固定床脱硫化氢部分使用的吸附剂RC是负载有活性碱基组分的活性碳吸附剂。

以下详细描述固定床吸附法气体脱硫化氢工艺，该固定床吸附过程基于某些多孔固体物质的吸附性能，有时用活性物质浸渍，较常用的固定床吸附工艺有：不可再生的活性催化剂法、分子筛法。相对于常规的其它气体脱硫化氢方案，固定床吸附缺点是催化剂投资较大，分子筛法再生所需操作费用也较高。活性催化剂法的缺点是催化剂消耗量大，定期更换操作费用高，而且产生的固体废物需再处理。固定床吸附法的最大优点是流程简单，操作方便，在脱硫同时产品可得到干燥，特别适合于脱除气流中相当低或痕量浓度的硫化氢。

与已知的工艺水不重复利用的工艺相比，本发明的主要优点在于：

①在存在多股含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水的油品加工厂，在存在烃类氢化过程的条件下，在工艺水对烃类氢化过程产品烃类无不利影响的条件下，将含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水用为烃类特别是高氮烃氢化过程反应流出物冲洗水，可以降低水处理装置比如含油污水处理装置或酸性水汽提装置的原料水总量，从而降水处理装置规模、降低投资、降低能耗，进一步降低排入环境中的水数量、降低新鲜水用量；

②将“煤焦油加氢、酸性水再生、再生氨和再生水进行气体脱硫化氢、气体脱硫化氢富氨液用作高氮烃加氢反应流出物洗涤水”联合在一起形成组合工艺，气体脱硫化氢过程具有“不增加专用水循环量、不增加氨净耗量、不需要设置专用富氨液再生系统、吸收溶剂循环利用”的综合优点。进一步地设置成熟的固定床吸附工艺作为最后一步脱微量硫化氢过程，可以经济的控制产品其中硫化氢含量低于预期值，比如产品气体硫化氢含量低于50PPm甚至使净化气体达到燃料气含硫指标要求(低于20mg/Nm³)。

实施例一

某工厂，有一套重油催化裂化装置，产生性质如表2的催化裂化装置酸性水(催化裂化分馏塔顶回流罐排出)，另有一套以中温煤焦油的常规沸程为120～485℃的馏分油为原料的加氢转化装置，该加氢转化装置采用加氢精制和加氢裂化两段法串联流程，按照常规技术方案在加氢精制段需要使用6.8500t/h的净化水作冲洗水，产生性质如表2的加氢装置酸性水(加氢精制段高压分离器排出)，按照常规工艺，二路酸性水混合后总量为12.7770t/h，全部酸性水进入酸性水汽提处理装置分离为硫化氢、液氨和净化水，数量为6.8500t/h的净化水循环至加氢裂化装置的加氢精制段。

按照本发明，将催化裂化装置酸性水首先与1.500t/h加氢裂化段加氢产品石脑油(常规沸程为55～145℃)混合通过静态混合器完成强制混合后分离为油液L1和水液W1。

加氢转化装置采用加氢精制和加氢裂化两段流程，加氢精制段反应压力16.8MPa，加氢精制段反应流出物冷却至180℃后注入冲洗水，进一步冷却至48℃后进入操作压力15.3MPa、操作温度为48℃的冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和酸性水SW。

表3列出了实施例一各酸性水组分数量。

将水液W1和1.1607t/h净化水混合后用作加氢精制段反应流出物的冲洗水，使催化裂化装置酸性水中的水组分得到重复利用，酸性水汽提处理装置总量降低了5.6893t/h，相当于酸性水汽提处理装置原料水量降低了44.5％，循环至加氢精制段的净化水数量降低为1.1607t/h，与6.8500t/h相比降低了83.0％。

表2常规技术方案酸性水组分数量

表3实施例一酸性水组分数量

实施例二

某工厂一套蒽油加氢转化装置采用加氢精制和加氢裂化两段流程，蒽油加氢精制段反应压力16.8MPa，蒽油加氢精制段反应流出物采用热高分流程分离为热高分气和热高分油，热高压分离部分操作压力15.9MPa、操作温度为280℃，热高分气冷却至180℃后注入冲洗水，进一步冷却至48℃后进入压力为15.3MPa、温度为48℃的冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW。

同时蒽油加氢裂化段的加氢裂化生成油的分馏部分的低压分离器产生的性质如表4的含硫化氢低分气需要脱硫化氢，按照本发明，将来自酸性水处理装置的净化水和液氨用于气体脱硫化氢过程，气体脱硫化氢过程产生的含氨含硫化氢水溶液用作蒽油加氢转化装置的蒽油加氢精制反应流出物的冲洗水。

按照常规工艺，性质如表5的酸性水SW(蒽油加氢装置冷高压分离器排出)进入酸性水汽提处理装置分离为硫化氢、液氨和净化水，数量为6.6666t/h的净化水循环至蒽油加氢精制段。

表4实施例二低分气组分数量

按照本发明，形成“蒽油加氢、酸性水再生、再生氨和再生水进行气体脱硫化氢、气体脱硫化氢富氨液用作高氮烃加氢反应流出物洗涤水”组合工艺，各步骤工序和操作条件如下：

①将蒽油加氢精制反应流出物用冲洗水即6.6666t/h净化水，首先进入低分气脱硫化氢吸收塔作洗涤溶剂使用。低分气冷却至40℃进入气液分离罐分离出可能的液体后成为脱液后低分气，向脱液后低分气中注入0.53～1.06kg/h的纯液氨，“纯液氨/低分气中硫化氢”分子比为8～16倍，混氨后低分气自底部进入吸收塔与自上部流下的水或含氨水溶液逆流接触完成脱硫化氢过程成为脱硫化氢低分气，吸收塔低排出的含氨、含硫化氢水溶液用作蒽油加氢转化装置的加氢精制反应流出物的热高分气用冲洗水FW。吸收塔洗涤段的操作条件：温度为～40℃、压力为20.5kg/cm²、液/气体积比为～1∶3；本实施例按照向脱液后低分气中注入0.53kg/h的纯液氨设计；

②蒽油加氢转化装置加氢精制段热高压分离部分操作条件为：压力为16.8MPa、温度为280℃，热高分气与冲洗水FW混合后进入冷高压分离部分，冷高压分离部分操作条件为：压力为16.2MPa、温度为50℃；

③在采用单塔加压侧线汽提技术方案的酸性水分离部分U300，冷高分水SW分离为氨、硫化氢和净化水；

酸性气组分重量指标：NH₃≤0.05％，H₂S≥98.80％，水分≤1.15％；

液氨组分重量指标：NH₃≥99.5％，H₂S≤5ppm，水分、油≤0.5％；

净化水组分重量指标：H₂S≤20ppm，NH₃≤50ppm；

④6.6666t/h净化水循环进入步骤①，0.53kg/h的纯液氨循环进入步骤①；

⑤脱硫化氢低分气通过固定床脱硫化氢部分脱除微量硫化氢，固定床脱硫化氢部分使用的吸附剂RC是负载有活性碱基组分的活性碳吸附剂。

表6列出了实施例二各酸性水组分数量。

表5常规技术方案酸性水组分数量

表6实施例二酸性水组分数量

本发明实施例以中温煤焦油馏分油或蒽油加氢精制-加氢裂化生产馏分油二段法串联工艺为例来说明本发明的优点，但这些优点同样存在于其它本发明适用的领域比如以低温煤焦油或页岩油为原料的高氮烃氢化过程中。

Claims (15)

1.一种将工艺水用为烃氢化过程反应流出物冲洗水的方法，其特征在于包含以下步骤：

①工艺过程U100产生含硫化氢和或氨和或烃油的工艺水F100，将工艺水F100用作步骤②所述冲洗水FW；

②包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200的加氢反应流出物F200和冲洗水FW混合为注水后加氢反应流出物F210，F210进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度；氢化过程U100的加氢反应过程的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为180～480℃；冷高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为20～80℃。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

③在酸性水分离部分U300，高分水SW分离为氨300A、硫化氢和净化水300W。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

④至少一部分净化水300W作为产生工艺水F100的原水进入步骤①循环使用。

4.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：

①在工艺过程U100的脱油过程U110，工艺水F100完成预脱油过程得到脱油后工艺水F110，将脱油后工艺水F110用作步骤②所述冲洗水FW，脱油后工艺水F110油含量低于工艺水F100的油含量。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

①在脱油过程U110，工艺水F100和贫萃取油混合后分离为脱油后工艺水F110和富萃取油。

6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过离心分离设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

①在脱油过程U110，工艺水F100经过油聚结设备分离为脱油后工艺水F110和富油水。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

②氢化过程U200的烃类原料的氮含量高于0.1重量％。

9.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：

②氢化过程U200的原料烃为来自页岩油的烃类。

10.根据权利要求1或2或3所述的方法，其特征在于：

②氢化过程U200的原料烃为来自煤焦油的烃类。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

①工艺过程U100为使用液体水为溶剂脱除含氨含硫化氢的气体中氨和硫化氢的过程，水溶剂吸收气体中氨和硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

①工艺过程U100为使用氨水溶剂脱硫化氢的气体脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收气体中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

①工艺过程U100为使用氨水溶剂脱硫化氢的液化气脱硫化氢过程，氨水溶剂吸收液化气中硫化氢后成为工艺水F100排出工艺过程U100。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

①工艺过程U100的油水分离过程产生含油工艺水F100，工艺水F100中的油组分性质与步骤②高分油SL性质接近。

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

②包含加氢脱氮过程的烃氢化过程U200的加氢反应流出物F200进入热高压分离部分分离为热高分气和热高分油，热高压分离部分的操作条件为：压力为1.0～25.0MPa、温度为150～380℃；热高分气和冲洗水FW混合为注水后热高分气，注水后热高分气进入冷高压分离部分分离为冷高分气SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨浓度高于工艺水F100的氨浓度。