CN105542833A - 一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法 - Google Patents

一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法，适合于中低温煤焦油原料油F的脱水分馏过程，原料油F在加压脱水步骤S1分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分离系统FRAC进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分S1V引入分离系统FRAC用作气提蒸汽T1BS，以减少外供气提蒸汽用量、减少外排含油污水总量，气提蒸汽通常用于中低温煤焦油原料油F蒸馏塔T1T1的进料加热炉炉管内和或用于蒸馏塔T1T1的下部煤沥青气提段。

Description

一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法
技术领域
本发明涉及一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法，适合于中低温煤焦油原料油F的脱水分馏过程，原料油F在加压脱水步骤S1分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分离系统FRAC进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分S1V引入分离系统FRAC用作气提蒸汽T1BS，以减少外供气提蒸汽用量、减少外排含油污水总量，气提蒸汽通常用于中低温煤焦油原料油F蒸馏塔T1T1的进料加热炉炉管内和或用于蒸馏塔T1T1的下部煤沥青气提段。
背景技术
本发明涉及中低温煤焦油原料油F的脱水分馏过程，脱水过程的目的是闪蒸出原料油F中的水蒸气，防止含有大量水蒸气的气液混相物流在后续换热过程出现压力降太大、传热系数太小、物流流动不稳定造成设备和管线震动，分馏过程的目的是将原料油F中的烃类分割为预期的窄馏分。
与本发明对象接近的工艺过程之一是原油蒸馏过程，通常含有电脱盐脱水过程、闪蒸塔或初馏塔脱微量水过程、常压蒸馏过程及可能需要的减压蒸馏过程。原油经过电脱盐脱水过程得到脱盐、粗脱水的预处理后原料油L1，由于预处理后原料油L1的重量含水率通常很低比如一般低于0.3％，因此预处理后原料油L1的闪蒸塔或初馏塔的脱水过程属于脱微量水过程，其脱水过程的目标是分离水得到含有少量汽油组分或更轻组分的含油污水，以1千万吨/年原油加工量计算，该水总量仅3万吨/年，通常去污水处理厂经过油回收、生化处理等步骤得到回用水。以闪蒸塔为例，该工艺的目标在于简化闪蒸塔塔顶气体的回收系统以降低投资，闪蒸塔塔顶含水气相通常进入常压塔上段与常压塔塔顶含水气体联合冷凝冷却后完成油、水分离，最后得到液态含油污水。以初馏塔为例，该工艺的目标在于回收原油中的液化气和或轻汽油组分，由于初馏塔包含完整的塔顶回流系统，初馏塔塔顶含水气相经过初馏塔塔顶冷凝冷却后完成油、水分离，最后得到液态含油污水。总之，在预处理后原料油L1的分离和或蒸馏过程，预处理后原料油L1中的水分以液态的含油污水形式排出原油蒸馏过程。预处理后原料油L1的分馏过程的加热炉的加热汽化过程通常不使用气提水蒸气。
另一与本发明对象接近的工艺过程是高温焦油蒸馏过程，来自储罐分水后的高温焦油原料油L1温度通常为70～80℃、重量含水率通常为2～3％，进入分馏系统之前通常要求将重量含水率降低至不大于0.5％，由于含较多多环芳烃、胶质、沥青质的高温焦油与水存在较强的吸引力，其沉降分离难度很大，因此必须经过先加热、后减压或常压闪蒸过程才能实现深度脱水。由于高温焦油处理规模通常较小(一般低于单系列加工60万吨/年，通常仅15～30万吨/年)，按30万吨/年、原料油L1含水3％计算其水含量仅0.9万吨/年，故高温焦油原料油L1的脱水工艺均是脱水容器顶部含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离，最后得到液态含油污水排出高温焦油蒸馏过程。由于高温焦油中的沥青重量含量高达45～60％，且高温沥青通常不需要与蒽油进行高度清晰的分离，沥青闪蒸段过程使用的气提蒸汽量很少，比如高温煤焦油在分馏过程的加热炉的加热汽化过程通常不使用气提水蒸气。
本发明涉及中低温煤焦油原料油F的脱水分馏过程，来自储罐分水后的中温焦油原料油L1温度通常为50～60℃、重量含水率通常为2.5～4.5％，进入分馏系统之前通常要求将液体重量含水率降低至不大于0.4％，由于含较多多环芳烃、胶质、沥青质的中温焦油与水存在较强的吸引力，其沉降分离难度很大，因此必须经过先加热、后减压或常压闪蒸过程才能实现深度脱水。由于中温焦油处理规模通常较大(一般单系列规模30～100万吨/年，且新建装置规模多数为30～50万吨/年)，按50万吨/年、原料油L1含水3％计算其水含量1.5万吨/年，现有的脱水工艺均是借鉴上述工艺，即中低温煤焦油原料油L1的脱水过程也属于水被蒸发后，经过一次冷凝冷却后完成油、水分离，最后得到液态含油污水排出蒸馏过程，蒸发的水蒸气的物质和或热量均未被二次有效利用。
但是，中低温煤焦油的分馏过程有自身的特点，与原油蒸馏过程相比，中温焦油原料油L1重量含水率按3.0％计算，就是石油基原油L1的重量含水率0.3％的10倍，即50万吨/年中温焦油蒸馏过程的原料含水量，与500万吨/年石油基原油蒸馏过程的含水量相同，并且由于中低温煤焦油蒸馏系统排出的污水属于酚含量极高(高达1～5％)的污水，其处理系统流程复杂、成本高昂，因此，不能简单地照搬原油蒸馏过程的脱水方法。
与高温焦油蒸馏过程相比，中低温煤焦油的分馏过程排出的污水的酚含量通常也高出2～5倍，即按照有机酚数量计算，中低温煤焦油的分馏过程排出的污水是一种超高浓度酚含量的污水，其处理过程成本更加高昂，因此，不能简单地照搬高温焦油蒸馏过程的脱水方法。另一方面，由于中低温焦油中的沥青重量含量仅有5～15％，而且蒸馏深拔中低温焦油的重馏分得到加氢原料的经济效益远远高于用作煤沥青，通常需要将中低温焦油沥青与重馏分油进行高度清晰的深拔分离，为了降低油气分压，沥青闪蒸过程通常使用相当于中温焦油原料油L1重量3～7％的气提蒸汽量，这些气提蒸汽用在中低温焦油加热炉炉管内气提闪蒸和或焦油分馏塔的沥青气提塔段的气提过程，很明显，这些气提蒸汽可以使用含有少量焦油组分的水蒸气物流，只要它们的压力和温度条件是合适的，这也是与高温焦油蒸馏过程不同之处。中低温煤焦油的加热炉气化过程，气提蒸气量越多，油品拔出率越高，但是气提蒸汽耗量越大，如果全部使用新鲜干净的水蒸气，则成本越高，同时会产生大量含酚污水，增加其处理投资和能耗。
为了减少外供新鲜气提蒸汽用量、减少外排含酚油污水总量，需要实现脱水塔蒸发的水蒸气的物质和热量的二次有效利用，为了实现这一目的，本发明提出一种含水含重油的宽馏分烃物流的分馏方法，适合于中低温煤焦油原料油F的脱水分馏过程，原料油F在加压脱水步骤S1分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分离系统FRAC进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分S1V引入分离系统FRAC用作气提蒸汽T1BS，以减少外供气提蒸汽用量、减少外排含油污水总量，气提蒸汽通常用于中低温煤焦油原料油F蒸馏塔T1T1的进料加热炉炉管内和或用于蒸馏塔T1T1的下部煤沥青气提段。
表1列出了1.0MPaA水组分的不同状态焓值，可以看出，用1.0MPaA、40℃液态水得到的1.0MPaA、360℃干的水蒸气的总体过程中，露点水蒸气升温至360℃的吸热量仅占吸热量13.3％，即脱水过程的蒸发潜热占绝大部分。换句话说，本发明相当于把加压脱水过程变成了蒸气发生过程。
表1水不同状态焓变量分析
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的在于提出一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法。
本发明的第二目的在于提出一种污水蒸气再用的含酚含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法。
本发明的第三目的在于提出一种污水蒸气再用的中低温煤焦油的分馏方法。
本发明的第四目的在于提出一种污水蒸气再用的页岩油的分馏方法。
发明内容
本发明一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分带压含油水汽S1V用作分离系统FRAC使用的气提蒸汽T1BS，气提蒸汽T1BS用于基于脱水油料S1L的烃物流的加热汽化过程和或用于基于脱水油料S1L的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第一种污水蒸气再用方案，污水蒸气用作物流F加热过程的气提蒸汽T1BS1，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS1的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH。
本发明的第二种污水蒸气再用方案，污水蒸气用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2。
本发明的第二种污水蒸气再用方案的一种具体方案，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第三种污水蒸气再用方案，是第一种、第二种污水蒸气再用方案的组合应用，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH；
烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第二种污水蒸气再用方案，污水蒸气通常需要加热，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，至少一部分S1V经过加热升温过程SIT用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，通常气提蒸汽T1BS2温度高于闪蒸气提过程S1L-HDS操作温度。
本发明，含水含重油的宽馏分烃物流F，通常选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
本发明，分离系统FRAC的第二预热过程HX2可以设置闪蒸脱酚步骤S2，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F为含酚化合物的烃油；
(2)在分离系统FRAC，在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL，含酚油气S2V越过HX3进入分离过程；通常，在闪蒸步骤S2，物流HX3TP中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分进入了油气S2V，物流HX3TP中的大部分常规沸点高于280℃的烃组分进入了油液S2L中；通常脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL；含酚油气S2V，可以越过HX3进入使用预分馏塔的分离过程S200分离为含油污水S200-W、烃油S200-M；含酚油气S2V，可以越过HX3进入包含部分冷凝过程CHX2的分离过程S100分离为油水气体S100-V和冷凝油S100-L，冷凝油作为分馏馏分使用，油水气体S100-V含有含酚油气S2V中的大部分水组分，油水气体S100-V进入分馏系统T1与来自分馏进料T1F的物流接触；在分馏系统T1，在分馏进料T1F的馏分切割过程，含酚油气S2V可以和与其气相烃组成相近的分馏过程的气相混合后被分离回收。
本发明，适合于含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品。
本发明，可以设置闪蒸步骤S3和加热过程HX4，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油；
(2)在分离系统FRAC，至少一部分带压含油水汽S1V依靠自身压力进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管水蒸气进料HX3-FSV使用；
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，管水蒸气进料HX3-FSV和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，换热管水蒸气进料HX3-FSV吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流HX3TP作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
在闪蒸步骤S3，气液混相物流HX3TP分离为油气S3V和油液S3L；
在加热过程HX4，油气S3V吸热升温后成为热载体S3VH进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，油液S3L和热载体S3VH在接触段T1S1完成至少一次接触分离，离开接触段T1S1的油液成为接触段T1S1排出油液S3L-1，离开接触段T1S1的油气成为接触段T1S1排出油气S3VH-1；
回收接触段T1S1排出油液S3L-1得到分馏尾油T1PH；
回收接触段T1S1排出油气S3VH-1，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM。
当污水蒸气再用无法满足气提蒸汽量需要时，可以循环使用产品含油污水T1PW，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在分馏系统T1，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX3的换热管HX3T内，与换热管油进料HX3-FL炉混合接触；或者，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX4与油气S3V混合。
本发明加压脱水步骤S1操作条件通常为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％。
本发明加压脱水步骤S1操作条件一般为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.45～0.70MPaA，操作温度为148～170℃，脱水油料S1L的水含量低于0.45％。
本发明加工含酚烃物流F时，操作条件通常为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％；
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
(2)在分离系统FRAC，
①在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L经过泵加压后用作换热管油进料HX3-FL；闪蒸脱酚步骤S2操作压力为0.08～0.20MPaA：
③分馏系统T1使用的分馏塔T1T1的塔顶操作压力为0.02～0.06MPaA。
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。
本发明所述的组分浓度，未特别指明时，均为重量浓度即质量浓度。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤焦化或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。本发明所述煤焦油，包括低温焦油、中温焦油、高温焦油、不同煤焦油的混合油、煤焦油的馏分油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
本发明所述加压脱水步骤S1，功能在于使含水含重油的宽馏分烃物流F如中低温焦油分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L，其操作压力为关键参数，保证带压含油水汽S1V依靠自身压力进入分离系统FRAC用作分离系统FRAC使用的气提蒸汽T1BS；为了操作压力控制稳定，可以仅适用大部分带压含油水汽S1V进入加热炉汽化过程，少量剩余带压含油水汽S1V进入分馏塔的煤沥青气提段。
本发明所述第二预热过程HX2，脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，脱水油料S1L通常是回收分馏系统T1的热物流的热能，这些热物流可以是分馏产物馏分油、可以是分馏塔的中段回流、分馏塔的塔顶蒸汽物流。
本发明所述加热过程HX3，通常设置加热炉HX3F，换热管油进料HX3-FL和可能使用的气提蒸汽T1BS1在加热炉炉管内部流动，炉管外部为加热炉的辐射室或对流室，加热炉通常使用燃料气或燃料油。
本发明所述加热过程HX4，通常设置加热炉HX4F，油气S3V吸热升温后成为热载体S3VH进入分馏系统T1。
本发明所述分馏系统T1，是一个广义的概念，在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH。分馏系统T1，通常使用加热、蒸发、闪蒸、气液接触、冷凝冷却、液体回流等步骤，典型的分馏系统T1使用分馏塔T1T1，分馏塔T1T1通常包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
分馏系统T1，根据需要，侧线馏分可能需要经过侧线提留塔脱出较轻的组分。分馏系统T1，得到的含油污水T1PW可以循环汽化用作气提蒸气。
本发明应用于中低温煤焦油原料F的分馏过程时，物流S1LH进入加热过程HX3的加热炉之前，可以增加闪蒸脱酸步骤S2分离为含酚油气S2V和用作HX3-F的脱酚油料S2L，脱酚油料S2V越过加热过程HX3的加热炉进入分馏系统T1，可以获得以下效果：
①因为降低了进料酸值故可以有效降低加热过程HX3的加热炉炉管的腐蚀速率，因为降低了加热炉HX3F原料总量即降低了工艺介质流速，故可以有效降低工艺介质对炉管特别是弯头部位的冲击腐蚀速度，利于延长炉管寿命；
②含酚油气S2V避免了先经过加热过程HX3吸热升温步骤、后经过分馏系统T1的冷却降温步骤的无意义的换热过程，降低了脱酚油气S2V的换热负荷，可减少换热投资、降低加热炉燃料消耗。
本发明一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分带压含油水汽S1V用作分离系统FRAC使用的气提蒸汽T1BS，气提蒸汽T1BS用于基于脱水油料S1L的烃物流的加热汽化过程和或用于基于脱水油料S1L的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第一种污水蒸气再用方案，污水蒸气用作物流F加热过程的气提蒸汽T1BS1，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS1的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH。
本发明的第二种污水蒸气再用方案，污水蒸气用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2。
本发明的第二种污水蒸气再用方案的一种具体方案，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第三种污水蒸气再用方案，是第一种、第二种污水蒸气再用方案的组合应用，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH；
烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
本发明的第二种污水蒸气再用方案，污水蒸气通常需要加热，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，至少一部分S1V经过加热升温过程SIT用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，通常气提蒸汽T1BS2温度高于闪蒸气提过程S1L-HDS操作温度。
本发明，含水含重油的宽馏分烃物流F，通常选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
本发明，分离系统FRAC的第二预热过程HX2可以设置闪蒸脱酚步骤S2，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F为含酚化合物的烃油；
(2)在分离系统FRAC，在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL，含酚油气S2V越过HX3进入分离过程；通常，在闪蒸步骤S2，物流HX3TP中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分进入了油气S2V，物流HX3TP中的大部分常规沸点高于280℃的烃组分进入了油液S2L中；通常脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL；含酚油气S2V，可以越过HX3进入使用预分馏塔的分离过程S200分离为含油污水S200-W、烃油S200-M；含酚油气S2V，可以越过HX3进入包含部分冷凝过程CHX2的分离过程S100分离为油水气体S100-V和冷凝油S100-L，冷凝油作为分馏馏分使用，油水气体S100-V含有含酚油气S2V中的大部分水组分，油水气体S100-V进入分馏系统T1与来自分馏进料T1F的物流接触；在分馏系统T1，在分馏进料T1F的馏分切割过程，含酚油气S2V可以和与其气相烃组成相近的分馏过程的气相混合后被分离回收。
本发明，适合于含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品。
本发明，可以设置闪蒸步骤S3和加热过程HX4，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油；
(2)在分离系统FRAC，至少一部分带压含油水汽S1V依靠自身压力进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管水蒸气进料HX3-FSV使用；
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，管水蒸气进料HX3-FSV和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，换热管水蒸气进料HX3-FSV吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流HX3TP作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
在闪蒸步骤S3，气液混相物流HX3TP分离为油气S3V和油液S3L；
在加热过程HX4，油气S3V吸热升温后成为热载体S3VH进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，油液S3L和热载体S3VH在接触段T1S1完成至少一次接触分离，离开接触段T1S1的油液成为接触段T1S1排出油液S3L-1，离开接触段T1S1的油气成为接触段T1S1排出油气S3VH-1；
回收接触段T1S1排出油液S3L-1得到分馏尾油T1PH；
回收接触段T1S1排出油气S3VH-1，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM。
当污水蒸气再用无法满足气提蒸汽量需要时，可以循环使用产品含油污水T1PW，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在分馏系统T1，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX3的换热管HX3T内，与换热管油进料HX3-FL炉混合接触；或者，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX4与油气S3V混合。
本发明加压脱水步骤S1操作条件通常为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％。
本发明加压脱水步骤S1操作条件一般为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.45～0.70MPaA，操作温度为148～170℃，脱水油料S1L的水含量低于0.45％。
本发明加工含酚烃物流F时，操作条件通常为：(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％；
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
(2)在分离系统FRAC，
①在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L经过泵加压后用作换热管油进料HX3-FL；闪蒸脱酚步骤S2操作压力为0.08～0.20MPaA；
③分馏系统T1使用的分馏塔T1T1的塔顶操作压力为0.02～0.06MPaA。
本发明一种污水蒸气再用的含水宽馏分烃物流的分馏方法，优点在于污水蒸气再用，可减少外供气提蒸汽用量、减少外排含油污水总量，降低污水环保处理投资和运转成本。
对照例
中低温煤焦油性质分析数据见表2，年加工量50万吨/年，年开工时数8000，数量为62.5t/h，重量含水率为4.22％的中低温煤焦油总含水量为2.638t/h。按照常规蒸馏方法，操作步骤如下：
①在常压脱水步骤，原料油在1.0MPaA条件下加热至170℃，在0.08MPaA压力下闪蒸平衡温度123.5℃，分离为0.08MPaA的重量流量为3.481t/h带压含油水汽和重量含水率0.089％的脱水油料，含油水汽S1V直接引入了分馏系统的分馏塔的上段；
②在预热过程，脱水油料与分馏系统热物流换热吸收热量后升温至成为操作压力0.415MPaA、操作温度210℃的加热炉进料；
③煤焦油分馏塔进料加热炉的加热炉炉管操作条件：
入口操作压力为0.415MPaA、入口操作温度210℃、入口气提蒸气量1844kg/h；
入口气提蒸气量1844kg/h的操作压力为1.0MPaA、操作温度250℃；
入口气提蒸气量1844kg/h、脱水油料含水52kg/h二者合计1896kg/h；
出口操作压力为0.115MPaA、出口操作温度360℃，出口液相重量18128kg/h、含水0.012％；
加热炉热负荷为7.53MMKcal/h；加热炉出口物料作为分馏进料使用；
④在分馏系统，分馏进料完成馏分切割，得到塔顶含油污水、塔顶轻油、第一侧线酚油、第二侧线中油、第三侧线重油和塔底煤沥青；
分馏系统使用分馏塔，分馏塔包含进料口以上的精馏段和进料口以下的煤沥青水蒸气气提段；煤沥青水蒸气气提段的底部使用0.8MPaA、360℃的气提水蒸气1250kg/h；上部精馏段采出3个侧线馏分，分馏塔包含完整的塔顶回流系统，分馏塔塔顶含水气相经过分馏塔塔顶冷凝冷却器后进入回流罐进行油、水分离，最后得到含油污水T1PW和回流罐轻油，回流罐轻油大部分用作塔顶回流液、少部分用作塔顶轻油。
本例中，共使用干净水蒸气3094kg/h，这些水蒸气最后进入了塔顶含油污水中即形成了3100kg/h的高含酚污水。气提蒸汽T1BS重量与中低温煤焦油总重量之比为4.95％。
实施例一
基于对照例，为了节省新鲜水蒸气、减少含酚污水产量，采用本发明，操作步骤如下：
(1)在加压脱水步骤S1，原料油在2.0MPaA条件下加热至200℃，在0.65MPaA压力下闪蒸平衡温度164℃，分离为0.65MPaA的重量流量为2.616t/h带压含油水汽(其中水重量含量87.6％即2.292t/h)和重量含水率0.576％的脱水油料；
(2)在分离系统FRAC，含油水汽S1V的1662.5kg/h引入加热过程HX3的换热管HX3T内，剩余953.5kg/h(含水蒸气835kg/h)的含油水汽S1V引入煤沥青水蒸气气提段，另有新鲜水蒸气415kg/h引入煤沥青水蒸气气提段，煤沥青水蒸气气提段的气提蒸气总量为1250kg/h：
①在预热过程，脱水油料与分馏系统热物流换热吸收热量后升温至成为操作压力0.415MPaA、操作温度210℃的加热炉进料；
②煤焦油分馏塔进料加热炉的加热炉炉管操作条件：
入口操作压力为0.415MPaA、入口操作温度210℃、入口污水气提蒸气量1662.5kg/h；
入口污水气提蒸气其中水蒸气1456kg/h、脱水油料含水345kg/h二者合计1801kg/h、
出口操作压力为0.115MPaA、出口操作温度360℃、出口液相重量18128kg/h、含水0.011％；
加热炉热负荷为7.73MMKcal/h；加热炉出口物料作为分馏进料使用。
实施例一的效果在于：
①1.0MPaA饱和水蒸气价格为120元/t，节省2.679t/h新鲜气提水蒸气，其价值为321.5元/时即257.2万元/年；
②减少2.679t/h即2.14万吨/年的高含酚污水产量，相应节省投资超过600万元，环保处理费用超过110万元/年。
实施例二
基于实施例一，为了节省新鲜水蒸气，减少含酚污水产量，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX3与换热管油进料HX3-FL炉混合接触汽化，实现循环利用，煤沥青水蒸气气提段所用1250kg/h气提水蒸气全部来自带压含油水汽，本实施例无新鲜水蒸气消耗。加热过程HX3兼做含酚污水汽化炉。
实施例三
基于实施例二，物流S1LH进入闪蒸脱酸步骤S2分离为含酚油气S2V和用作HX3-F的脱酚油料S2L，脱酚油气S2V越过加热过程HX3的加热炉HX3F进入分馏系统T1的分馏塔的中上段，因为降低了进料酸值故可以有效降低加热过程HX3的加热炉炉管的腐蚀速率，因为降低了加热炉HX3F原料总量即降低了工艺介质流速，故可以有效降低工艺介质对炉管特别是弯头部位的冲击腐蚀速度，利于延长炉管寿命；
含酚油气S2V避免了先经过加热过程HX3吸热升温步骤、后经过分馏系统T1的冷却降温步骤的无意义的换热过程，降低了脱酚油气S2V的换热负荷，可减少换热投资、降低加热炉燃料消耗。
表2煤焦油性质分析数据

Claims (22)

1.一种污水蒸气再用的含水含重烃宽馏分烃物流的分馏方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，将至少一部分带压含油水汽S1V用作分离系统FRAC使用的气提蒸汽T1BS，气提蒸汽T1BS用于基于脱水油料S1L的烃物流的加热汽化过程和或用于基于脱水油料S1L的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS1的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏系统T1的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，脱水油料S1L进入使用气提蒸汽T1BS的分馏系统T1进行馏分切割得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH，至少一部分S1V用作加热过程HX3的换热管HX3T内使用的气提蒸汽T1BS1，至少一部分S1V用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，包含以下步骤：
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，操作压力低于加压脱水步骤S1的操作压力，气提蒸汽T1BS1和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，气提蒸汽T1BS1吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，分馏进料T1F完成馏分切割，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM和分馏尾油T1PH；
烃物流T1F进入使用气提蒸汽T1BS2的分馏塔T1T1，分馏塔T1T1包含烃物流T1F进料口以下的重油水蒸气气提段即下段、T1F进料口以上的精馏段即上段；精馏段采出至少一个侧线馏分，分馏塔T1T1包含完整的塔顶回流系统，分馏塔T1T1塔顶含水气相经过冷凝冷却后完成油、水分离；在重油水蒸气气提段的传质段UTMS，自分馏塔T1T1塔底进入的气提蒸汽T1BS2自下而上穿过传质段UTMS与自上而下流动的重油接触，重油中的部分轻组分闪蒸进入气提蒸汽中并进入精馏段，离开传质段UTMS的气提后重油MLQ排出分馏塔T1T1底部；重油水蒸气气提段就是闪蒸气提过程S1L-HDS。
6.根据权利要求1或3或4或5所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，至少一部分S1V经过加热升温过程SIT用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，至少一部分S1V经过加热升温过程SIT用作基于脱水油料S1L的主要由重烃组分组成的烃物流的闪蒸气提过程S1L-HDS使用的气提蒸汽T1BS2，气提蒸汽T1BS2温度高于闪蒸气提过程S1L-HDS操作温度。
8.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
9.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F为含酚化合物的烃油；
(2)在分离系统FRAC，在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL，含酚油气S2V越过HX3进入分离过程。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在加热过程HX3，在闪蒸步骤S2，物流HX3TP中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分进入了油气S2V，物流HX3TP中的大部分常规沸点高于280℃的烃组分进入了油液S2L中。
11.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL，含酚油气S2V越过HX3进入使用预分馏塔的分离过程S200分离为含油污水S200-W、烃油S200-M。
12.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L用作换热管油进料HX3-FL，含酚油气S2V越过HX3进入包含部分冷凝过程CHX2的分离过程S100分离为油水气体S100-V和冷凝油S100-L，冷凝油作为分馏馏分使用，油水气体S100-V含有含酚油气S2V中的大部分水组分，油水气体S100-V进入分馏系统T1与来自分馏进料T1F的物流接触。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在分馏系统T1，在分馏进料T1F的馏分切割过程，含酚油气S2V和与其气相烃组成相近的分馏过程的气相混合后被分离回收。
14.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品。
15.根据权利要求10所述的方法，其特征在于：
含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品。
16.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
(2)在分离系统FRAC，至少一部分带压含油水汽S1V依靠自身压力进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管水蒸气进料HX3-FSV使用；
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，管水蒸气进料HX3-FSV和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，换热管水蒸气进料HX3-FSV吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流HX3TP作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
在闪蒸步骤S3，气液混相物流HX3TP分离为油气S3V和油液S3L；
在加热过程HX4，油气S3V吸热升温后成为热载体S3VH进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，油液S3L和热载体S3VH在接触段T1S1完成至少一次接触分离，离开接触段T1S1的油液成为接触段T1S1排出油液S3L-1，离开接触段T1S1的油气成为接触段T1S1排出油气S3VH-1；
回收接触段T1S1排出油液S3L-1得到分馏尾油T1PH；
回收接触段T1S1排出油气S3VH-1，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM。
17.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，含水含重油的宽馏分烃物流F分离为带压含油水汽S1V和脱水油料S1L；
含水含重油的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油；
(2)在分离系统FRAC，至少一部分带压含油水汽S1V依靠自身压力进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管水蒸气进料HX3-FSV使用；
①在第二预热过程HX2，至少一部分脱水油料S1L吸收热量后成为物流S1LH，物流S1LH进入加热过程HX3换热管HX3T内作为换热管油进料HX3-FL使用；
②在加热过程HX3的换热管HX3T内，管水蒸气进料HX3-FSV和换热管油进料HX3-FL炉混合接触，换热管水蒸气进料HX3-FSV吸收热量升温，加热炉进料HX3-FL吸收热量汽化，离开加热炉换热管HX3T的气液混相物流HX3TP作为分馏进料T1F进入分馏系统T1；
在闪蒸步骤S3，气液混相物流HX3TP分离为油气S3V和油液S3L；
在加热过程HX4，油气S3V吸热升温后成为热载体S3VH进入分馏系统T1；
③在分馏系统T1，油液S3L和热载体S3VH在接触段T1S1完成至少一次接触分离，离开接触段T1S1的油液成为接触段T1S1排出油液S3L-1，离开接触段T1S1的油气成为接触段T1S1排出油气S3VH-1；
回收接触段T1S1排出油液S3L-1得到分馏尾油T1PH；
回收接触段T1S1排出油气S3VH-1，得到含油污水T1PW、低沸点烃油T1PM。
18.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在分馏系统T1，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX3的换热管HX3T内，与换热管油进料HX3-FL炉混合接触。
19.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
(2)在分离系统FRAC，在分馏系统T1，将一部分含油污水T1PW引入加热过程HX4与油气S3V混合。
20.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％；
含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥其它含有常规沸点高于530℃烃组分、芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.45～0.70MPaA，操作温度为148～170℃，脱水油料S1L的水含量低于0.45％。
22.根据权利要求1或2或3或4或5所述的方法，其特征在于：
(1)在加压脱水步骤S1，操作压力为0.3～1.0MPaA，操作温度为130～185℃，脱水油料S1L的水含量低于0.65％；
含水含重油含酚的宽馏分烃物流F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
(2)在分离系统FRAC，
①在第二预热过程HX2，物流S1LH在闪蒸脱酚步骤S2分离为含酚油气S2V和脱酚油料S2L，脱酚油料S2L经过泵加压后用作换热管油进料HX3-FL；闪蒸脱酚步骤S2操作压力为0.08～0.20MPaA；
③分馏系统T1使用的分馏塔T1T1的塔顶操作压力为0.02～0.06MPaA。
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