專利名稱：一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法，將含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水；特別地講本發(fā)明涉及一種將工藝水用為高氮烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法；更特別地講本發(fā)明涉及一種將工藝水用為煤焦油或頁巖油氫化過程反應流出物沖洗水的方法。
背景技術：
本發(fā)明是基于以下條件提出的在存在多股含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水的油品加工廠，在存在烴類氫化過程的條件下，在工藝水對烴類氫化過程和烴類氫化過程烴類產品無不利影響的條件下，將所述含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水用為烴類(特別是高氮烴)氫化過程反應流出物沖洗水，可以降低水處理裝置比如含油污水處理裝置或酸性水汽提裝置的原料水總量，從而降水處理裝置規(guī)模、降低投資、降低能耗，進一步降低排入環(huán)境中的水數量、降低新鮮水用量。與本發(fā)明相同的技術方案未見報道。因此，本發(fā)明的第一目的在于提出一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法。本發(fā)明的第二目的在于提出一種將工藝水用為高氮烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法。本發(fā)明的第三目的在于提出一種將工藝水用為煤焦油或頁巖油氫化過程反應流出物沖洗水的方法。

發(fā)明內容
一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法，其特征在于包含以下步驟①工藝過程UlOO產生含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水F100，將工藝水FlOO用作步驟②所述沖洗水FW ；②包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200的加氫反應流出物F200和沖洗水FW混合為注水后加氫反應流出物F210，F210進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油 SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度；烴類氫化過程UlOO的加氫反應過程的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為180 480°C ；冷高壓分離部分的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為20 80°C。本發(fā)明特征進一步在于③在酸性水分離部分U300，高分水SW分離為氨300A、硫化氫和凈化水300W。本發(fā)明特征進一步在于④至少一部分凈化水300W作為產生工藝水FlOO的原水進入步驟①循環(huán)使用。本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第一種方法是①在脫油過程Ul 10，工藝水FlOO和貧萃取油混合后分離為脫油后工藝水FllO和
富萃取油。
本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第二種方法是①在脫油過程Ul 10，工藝水FlOO經過離心分離設備分離為脫油后工藝水FllO和
富油水。本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第三種方法是①在脫油過程Ul 10，工藝水FlOO經過油聚結設備分離為脫油后工藝水FllO和富油水。本發(fā)明特別適合于氮含量高于0. 1重量％的烴類氫化過程U200，比如烴類氫化過程U200的原料烴為來自頁巖油的烴類或來自煤焦油的烴類。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是使用液體水為溶劑脫除含氨含硫化氫的氣體中氨和硫化氫的過程，水溶劑吸收氣體中氨和硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是氨水溶劑脫硫化氫的氣體脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收氣體中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是使用氨水溶劑脫硫化氫的液化氣脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收液化氣中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO的油水分離過程產生含油工藝水F100，工藝水FlOO中的油組分性質最好與步驟②高分油SL性質接近。烴氫化過程U200反應流出物采用熱高分流程時，本發(fā)明特征在于②包含加氫脫氮過程的氫化過程U200的加氫反應流出物F200進入熱高壓分離部分分離為熱高分氣和熱高分油，熱高壓分離部分的操作條件為壓力為ι. O 25. OMPaj^ 度為150 380°C ；熱高分氣和沖洗水FW混合為注水后熱高分氣，注水后熱高分氣進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度。
具體實施例方式以下詳細描述本發(fā)明。本發(fā)明所述的壓力，指的是絕對壓力。本發(fā)明所述的比重，除非特別說明，指的是常壓、15. 6°C條件下液體密度與常壓、 15. 6 °C條件下水密度的比值。本發(fā)明所述的組分的組成或濃度或含量值，除非特別說明均為重量基準值。本發(fā)明所述的常規(guī)沸點指的是物質在一個大氣壓力下的汽、液平衡溫度。本發(fā)明所述的烴類，包括常規(guī)氣體烴和常規(guī)液體烴。本發(fā)明所述的常規(guī)氣體烴指的是常規(guī)條件下呈氣態(tài)的烴類，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本發(fā)明所述的常規(guī)液體烴指的是常規(guī)條件下呈液態(tài)的烴類，包括戊烷及其沸點更高的烴類。本發(fā)明所述的工藝水F100，指的是工藝過程UlOO產生的對烴類氫化過程和烴類氫化過程烴類產品無不利影響的含硫化氫和或氨和或烴油的任意工藝水F100。工藝水 F100，其中的油組分性質最好與步驟②高分油SL性質接近，通常最好不含有氧氣。本發(fā)明所述的包含加氫脫氮過程的烴類氫化過程U200，指的是加工的原料烴含有機氮且在氫化過程U200發(fā)生加氫脫氮反應過程。本發(fā)明一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法，其特征在于包含以下步驟①工藝過程UlOO產生含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水F100，將工藝水FlOO用作步驟②所述沖洗水FW ；②包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200的加氫反應流出物F200和沖洗水FW混合為注水后加氫反應流出物F210，F210進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油 SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度；烴類氫化過程UlOO的加氫反應過程的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為180 480°C ；冷高壓分離部分的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為20 80°C。高分水SW通常進入酸性水處理過程，此時本發(fā)明特征進一步在于③在酸性水分離部分U300，高分水SW分離為氨300A、硫化氫和凈化水300W。多數情況下至少一部分凈化水300W作為產生工藝水FlOO的原水進入步驟①循環(huán)使用。本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第一種方法是①在脫油過程Ul 10，工藝水FlOO和貧萃取油混合后分離為脫油后工藝水FllO和
富萃取油。本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第二種方法是①在脫油過程Ul 10，工藝水FlOO經過離心分離設備分離為脫油后工藝水FllO和
富油水。本發(fā)明可以設置脫油過程U110，第三種方法是①在脫油過程U110，工藝水FlOO經過油聚結設備分離為脫油后工藝水FllO和富油水。脫油過程UllO脫出的油可以回用比如用作烴類氫化過程的原料油或進入產生工藝水的裝置的烴類產品中。本發(fā)明特別適合于氮含量高于0. 1重量％的烴類氫化過程U200，比如烴類氫化過程U200的原料烴為來自頁巖油的烴類或來自煤焦油的烴類。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是使用液體水為溶劑脫除含氨含硫化氫的氣體中氨和硫化氫的過程，水溶劑吸收氣體中氨和硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是氨水溶劑脫硫化氫的氣體脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收氣體中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO可以是使用氨水溶劑脫硫化氫的液化氣脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收液化氣中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。本發(fā)明工藝過程UlOO的油水分離過程產生含油工藝水F100，工藝水FlOO中的油組分性質最好與步驟②高分油SL性質接近。烴氫化過程U200反應流出物采用熱高分流程時，本發(fā)明特征在于②包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200的加氫反應流出物F200進入熱高壓分離部分分離為熱高分氣和熱高分油，熱高壓分離部分的操作條件為壓力為ι. O 25. OMPa、 溫度為150 380°C ；熱高分氣和沖洗水FW混合為注水后熱高分氣，注水后熱高分氣進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度。
本發(fā)明所述的包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200 —詞，指的是在氫氣和合適的加氫催化劑存在條件下含有機氮的烴類發(fā)生的氫化過程，該過程至少使用具備加氫脫氮功能的加氫精制催化劑，其最低的反應深度應具備最低限度的工業(yè)意義即包含加氫脫氮過程一般該過程將氫化生成油的氮含量降低至400PRI1以下、通常降低至200PRI1以下、較佳時降低至IOOPPm以下、最好降低至IOPPm以下。所述的烴類氫化過程U200，因原料烴性質(金屬含量、氧含量、硫含量、氮含量、芳烴含量、餾程、比重)的不同、加氫精制深度(加氫脫金屬、加氫脫氧、加氫脫硫、加氫脫氮、 加氫飽和、一定程度的加氫精制性“裂化”)的不同和可能存在的加氫裂化深度的不同，其操作條件的變化范圍很寬，應根據烴氫化過程的具體條件確定。所述的加氫精制催化劑可以是一種或兩種或多種催化劑的串聯(lián)組合或混裝，可以是加氫脫硫劑、加氫脫氮劑、加氫芳烴飽和劑等加氫精制催化劑及其組合。對于煤焦油原料，由于金屬含量通常較高，故通常在加氫精制反應過程(通常位于反應過程的前部)使用加氫保護劑(加氫脫金屬劑)。所述的烴類氫化過程U200加工低硫含量、高氮含量烴原料時，根據需要可以將任一種補充硫加入該反應部分，以保證必須的最低硫化氫濃度，保證反應過程的催化劑必須的硫化氫分壓不低于低限值比如500PRI1或lOOOPRii。所述的補充硫可以是含硫化氫或可以轉化為硫化氫的對烴氫化過程無不良作用的物料，比如含硫化氫的氣體或油品，或與高
溫氫氣接觸后轉化為硫化氫的二硫化碳或二甲基二硫等。按照本發(fā)明，所述的烴類氫化過程U200的反應流出物可以先進入熱高壓分離部分并分離為一個在體積上主要由氫氣組成的含氨的熱高分氣氣體和一個主要由常規(guī)液體烴組成的含溶解氫的熱高分油液體。在冷高壓分離部分，來自熱高分氣的物流冷卻并分離為一個在體積上主要由氫氣組成的冷高分氣氣體、一個主要由常規(guī)液體烴組成的冷高分油液體和一個主要由水組成的含氨的冷高分水液體。本段文字以熱高分氣為例說明冷高壓分離部分。在冷高壓分離部分，在冷高壓分離器之前，通常向熱高分氣中注入洗滌水。所述熱高分氣通常先降低溫度(一般是與反應部分原料換熱)至約220 100°C (該溫度應高于熱高分氣中硫氫化氨結晶溫度)，然后與加入的洗滌水混合形成注水后熱高分氣。洗滌水用于吸收熱高分氣氣體中的氨及可能存在的其它雜質如氯化氫等，而吸收氨后的水溶液必然吸收熱高分氣中的硫化氫。所述冷高壓分離部分包含注水后熱高分氣的冷卻、分離步驟，所述的注水后熱高分氣通常先降低溫度(通常使用空氣冷卻器和或水冷卻器)至約20 80°C、 最好30 60°C，在此降溫過程中，注水后熱高分氣中水蒸汽逐漸冷凝為液相，吸收熱高分氣中的氨并進一步吸收熱高分氣中的硫化氫，形成冷高分水液體。最終所述注水后熱高分氣冷卻并在冷高壓分離器中分離為一個在體積上主要由氫氣組成的冷高分氣氣體、一個主要由常規(guī)液體烴組成的冷高分油液體和一個主要由水組成的含氨的冷高分水液體。所述冷高分水液體，其中氨的含量一般為1 15%，最好為3 8%。洗滌水注入量的確定原則是，一方面，洗滌水注入熱高分氣后分為汽相水和液相水，液相水量必須大于零，最好為洗滌水總量的30%或更多，以防止水全汽化；另一方面，注入洗滌水的直接目的是在冷高壓分離部分吸收熱高分氣中的氨，防止冷高分氣的氨濃度太高，在反應系統(tǒng)積聚，降低催化劑活性，通常冷高分氣的氨濃度越低越好，一般不大于200PPm，最好不大于50PPm ；再一方面， 洗滌水的另一直接目的是同時吸收熱高分氣中的氨和硫化氫，防止熱高分氣冷卻降溫過程形成硫氫化氨或多硫氨結晶堵塞換熱器通道，增加系統(tǒng)壓力降。所述的冷高壓分離部分，其分離器操作壓力為加氫反應部分壓力減去實際壓力降，冷高壓分離器壓力與加氫反應部分壓力的差值，不宜過低或過高，一般為0. 5 1. 2MPa,最好為0. 5 0. 8MPa。所述的冷高分氣氣體，其氫氣體積濃度值，不宜過低(導致裝置操作壓力上升)，一般應不低于70%，宜不低于80 %，最好不低于85 %。按照本發(fā)明，如前所述至少一部分、通常為85 100 %的所述冷高分氣氣體進入氫化過程使用。為了提高裝置投資效率，必須保證冷高分氣氫濃度不低于前述的低限值，為此，根據具體的原料性質、反應條件、產品分布，可以排除一部分所述冷高分氣氣體(以下簡稱冷高分氣排放氣)以排除反應產生的甲烷、乙烷。對于冷高分氣排放氣，可以采用常規(guī)的膜分離工藝或變壓吸附工藝或油洗工藝實現氫氣一非氫氣體組分分離，并將回收的氫氣用作新氫。新氫進入加氫反應部分，可以全部進入任一個合適位置。以下詳細描述酸性水分離部分U300。本發(fā)明所酸性水分離部分U300，可以采用任一種合適的工藝，目前酸性水分離工藝主要有單塔加壓側線抽出汽提、單塔低壓全吹出汽提、雙塔加壓汽提及雙塔高低壓汽提四種工藝流程。其中單塔加壓側線抽出汽提、單塔低壓全吹出汽提及雙塔加壓汽提三種工藝應用較廣。單塔加壓側線抽出汽提工藝，是在加壓狀態(tài)下采用單塔處理酸性水，側線抽出富氨氣并進一步精制回收液氨。原料酸性水經脫氣、除油后，分冷、熱兩路進料分別進入汽提塔的頂部和中上部，塔底可用1. OMI^a蒸汽加熱汽提，塔底凈化水冷卻后送至上游裝置回用；塔頂酸性氣送至酸性氣制硫裝置制硫磺，富氨氣自塔的中部抽出，經三級分凝后采用濃氨水低溫洗滌和脫硫劑進一步精制，再通過壓縮、冷凝后得到副產品液氨。該工藝具有流程簡單，蒸汽耗量較低，投資較低及占地面積較少等優(yōu)點，對酸性水中硫化氫及氨的濃度有很寬的適用性，副產氨氣質量可以達到國家合格品標準。該工藝已廣泛用于國內煉油石化行業(yè)，形成了我國獨特的酸性水汽提技術路線，是煉油、化工、冶金等行業(yè)處理含硫污水較為理想的工藝，適于處理量較大、對于副產品液氨廠內可以回用或有出路的工廠。雙塔加壓汽提工藝，是在加壓狀態(tài)下，采用雙塔分別汽提酸性水中的H2S和NH3。原料酸性水經脫氣、除油后，首先進入硫化氫汽提塔上部，塔底可用1. OMPa蒸汽加熱汽提，塔頂酸性氣送至酸性氣制硫裝置回收硫磺，塔底含氨污水送至氨汽提塔進一步處理；氨汽提塔底可用1. OMPa蒸汽加熱汽提，塔底凈化水冷卻后送至上游裝置回用，塔頂富氨氣經兩級分凝后得到粗氨氣，采用濃氨水低溫洗滌和脫硫劑進一步精制，再通過壓縮、冷凝后得到副產品液氨。該工藝流程復雜，蒸汽耗量較高，投資較高，占地面積較大，但可以處理硫化氫及氨濃度都很高的酸性水。適用于處理量較大，酸性水中硫化氫及氨濃度都很高，對于副產品液氨廠內可以回用或有出路的工廠。單塔低壓全吹出汽提工藝，是在低壓狀態(tài)下采用單塔處理酸性水，硫化氫及氨同時被汽提，酸性氣為硫化氫及氨的混合氣體。原料酸性水經脫氣、除油后，進入汽提塔的頂部，塔底可用l.OMPa蒸汽加熱汽提，酸性水中的硫化氫、氨同時被汽提，塔頂酸性氣經冷凝、分液后，凝液經泵返塔作為回流，酸性氣送至酸性氣制硫裝置回收硫磺，塔底即得到合格的凈化水。該工藝流程最簡單，蒸汽耗量較低，酸性氣制硫裝置需要考慮酸性氣燃燒器設置特殊燒氨結構，在1250°C以上的高溫下，酸性氣中的氨即可分解完全，較好的解決了煉廠富產氨無出路所帶來的污染，而且投資及占地最省。通常不考慮到酸性水汽提部分采用單塔低壓全吹出汽提工藝，原因是酸性氣中含氨量較高，該酸性氣與氣體脫硫單元酸性氣合并后，造成酸性氣中H2S濃度太低，酸性氣燃燒爐溫度低，不僅影響酸性氣制硫率，同時酸性氣中NH3含量已遠遠超出25% (V)的極限要求，氨不能完全分解為氮氣和水，制硫磺單元無法正常操作。對于高氮油加氫裝置的酸性水，通常推薦采用單塔加壓側線抽出汽提工藝。以下詳細描述兩種常見的氨處理工藝。生產液氨方案酸性水分離裝置采用單塔加壓側線抽出汽提工藝時，側線抽出的富氨氣經三級冷凝、分液后得到的粗氨氣，其組成見表1，該組成的粗氨氣由于仍含有較高濃度的H2S,尚不宜直接配制成氨水使用，一般是采用進行低溫循環(huán)洗滌、吸附、壓縮、冷凝的氨精制工藝，將粗氨氣中的吐3進一步脫除，得到液氨副產品，采用該工藝得到的液氨其純度為99.6%。表1粗氨氣組成
粗氨氣組成組成范圍(v% )NH397 98H2S1 1. 5H2O1 1. 5粗氨氣焚燒方案粗氨氣焚燒工藝是將粗氨氣送至焚燒爐，在高溫條件下，將氨氣分解為氮氣，焚燒后煙氣冷卻后再經煙囪高空排放。該工藝流程簡單，但不能回收有用的副產品液氨，同時焚燒氨氣還需消耗大量的燃料氣，增加了裝置能耗，同時也增加了尾氣排放量。上述兩種工藝方案相比較，采用氨精制工藝方案，可以回收副產品液氨作為化工原料，同時避免了因氨氣焚燒而增加的尾氣排放量，做到了化害為利，變廢為寶，因此本發(fā)明對烴氫化裝置尤其是高氮烴氫化裝置，推薦采用氨精制工藝方案。以下詳細描述本發(fā)明應用于氣體氨水脫硫化氫的情況，特別適合于高氮烴氫化過程產生的氣體氨水脫硫化氫的情況。獨立的煤焦油或蒽油氫化過程通常產生少量含硫化氫干氣(主要由常規(guī)氣體烴組成)，建設一套醇胺法脫硫化氫系統(tǒng)(包括吸收系統(tǒng)、再生系統(tǒng)、溶液配置系統(tǒng))投資太高，運轉費用高，不經濟。此時，采用本發(fā)明，可以將氣體脫硫化氫過程、烴加氫過程、酸性水分離過程聯(lián)合為一體形成組合工藝，其特征在于至少包含以下步驟中的第①至第④步驟①工藝過程U100，在第一洗滌段，含硫化氫氣體原料與含氨水溶液L3完成多次逆流接觸后分離成為一級脫硫化氫氣體Vl和含氨溶液FlOO ；含氨溶液FlOO作為烴氫化過程反應流出物用沖洗水FW。④來自300W的部分凈化水LW作為溶劑水LW3，和來自300A的部分氨LA配制為含氨水溶液L3進入步驟①循環(huán)使用；⑤進一步地，在第二洗滌段(循環(huán)洗滌段)，脫硫化氫氣體Vl與水物流LW2完成多次逆流接觸后分離為二級脫硫化氫氣體V2和含氨水溶液L3，部分含氨水溶液L3A去第一接觸段作為L3的一部分使用，部分含氨水溶液L3R返回第二接觸段作為循環(huán)洗滌液使用；⑥進一步地，設置第三洗滌段，二級脫硫化氫氣體V2與水物流LWl完成多次逆流接觸后分離為三級脫硫化氫氣體V3和含氨水溶液L2，含氨水溶液L2去第二洗滌段作為 LW2的一部分使用；水物流LWl來自凈化水LW ；⑦進一步地，在固定床脫硫化氫部分，氣體V3通過具有吸附硫化氫功能的吸附劑床層RC后成為氣體V4，氣體V3中硫化氫被吸附劑RC吸附。操作條件通常為①第一洗滌段的操作條件溫度為20 60°C、壓力為0. 2 10. OMPajf /氣體積比為 0. 05 1 10 1 ；操作條件一般為①第一洗滌段的操作條件溫度為30 50°C、壓力為0. 3 5. OMPajf /氣體積比為0.1 1 0.5 1 ；含氨水溶液L3中氨含量為0 5.0%。②烴氫化過程操作壓力為4. 0 25. OMPa。⑤第二洗滌段的操作條件溫度為30 50°C、壓力為0. 3 5. OMPajf /氣體積比為0.1 1 1.0 1 ；含氨水溶液L3中氨含量為0 1.0%。⑥第三洗滌段的操作條件溫度為30 50°C、壓力為0. 3 5. OMPajf /氣體積比為0.1 1 0.5 1 ；含氨水溶液L3中氨含量為0 5.0%。⑦固定床脫硫化氫部分使用的吸附劑RC是負載有活性堿基組分的活性碳吸附劑。以下詳細描述固定床吸附法氣體脫硫化氫工藝，該固定床吸附過程基于某些多孔固體物質的吸附性能，有時用活性物質浸漬，較常用的固定床吸附工藝有不可再生的活性催化劑法、分子篩法。相對于常規(guī)的其它氣體脫硫化氫方案，固定床吸附缺點是催化劑投資較大，分子篩法再生所需操作費用也較高。活性催化劑法的缺點是催化劑消耗量大，定期更換操作費用高，而且產生的固體廢物需再處理。固定床吸附法的最大優(yōu)點是流程簡單，操作方便，在脫硫同時產品可得到干燥，特別適合于脫除氣流中相當低或痕量濃度的硫化氫。與已知的工藝水不重復利用的工藝相比，本發(fā)明的主要優(yōu)點在于①在存在多股含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水的油品加工廠，在存在烴類氫化過程的條件下，在工藝水對烴類氫化過程產品烴類無不利影響的條件下，將含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水用為烴類特別是高氮烴氫化過程反應流出物沖洗水，可以降低水處理裝置比如含油污水處理裝置或酸性水汽提裝置的原料水總量，從而降水處理裝置規(guī)模、降低投資、降低能耗，進一步降低排入環(huán)境中的水數量、降低新鮮水用量；②將“煤焦油加氫、酸性水再生、再生氨和再生水進行氣體脫硫化氫、氣體脫硫化氫富氨液用作高氮烴加氫反應流出物洗滌水”聯(lián)合在一起形成組合工藝，氣體脫硫化氫過程具有“不增加專用水循環(huán)量、不增加氨凈耗量、不需要設置專用富氨液再生系統(tǒng)、吸收溶劑循環(huán)利用”的綜合優(yōu)點。進一步地設置成熟的固定床吸附工藝作為最后一步脫微量硫化氫過程，可以經濟的控制產品其中硫化氫含量低于預期值，比如產品氣體硫化氫含量低于 50PPm甚至使凈化氣體達到燃料氣含硫指標要求(低于20mg/Nm3)。實施例一
某工廠，有一套重油催化裂化裝置，產生性質如表2的催化裂化裝置酸性水(催化裂化分餾塔頂回流罐排出)，另有一套以中溫煤焦油的常規(guī)沸程為120 485°C的餾分油為原料的加氫轉化裝置，該加氫轉化裝置采用加氫精制和加氫裂化兩段法串聯(lián)流程，按照常規(guī)技術方案在加氫精制段需要使用6. 8500t/h的凈化水作沖洗水，產生性質如表2的加氫裝置酸性水(加氫精制段高壓分離器排出)，按照常規(guī)工藝，二路酸性水混合后總量為12. 7770t/h，全部酸性水進入酸性水汽提處理裝置分離為硫化氫、液氨和凈化水，數量為 6. 8500t/h的凈化水循環(huán)至加氫裂化裝置的加氫精制段。按照本發(fā)明，將催化裂化裝置酸性水首先與1.500t/h加氫裂化段加氫產品石腦油(常規(guī)沸程為55 145°C )混合通過靜態(tài)混合器完成強制混合后分離為油液Ll和水液 Wl。加氫轉化裝置采用加氫精制和加氫裂化兩段流程，加氫精制段反應壓力16. 8MPa, 加氫精制段反應流出物冷卻至180°C后注入沖洗水，進一步冷卻至48°C后進入操作壓力 15. 3MPa、操作溫度為48°C的冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油SL和酸性水SW。表3列出了實施例一各酸性水組分數量。將水液Wl和1. 1607t/h凈化水混合后用作加氫精制段反應流出物的沖洗水，使催化裂化裝置酸性水中的水組分得到重復利用，酸性水汽提處理裝置總量降低了 5. 6893t/h， 相當于酸性水汽提處理裝置原料水量降低了 44. 5%，循環(huán)至加氫精制段的凈化水數量降低為 1. 1607t/h，與 6. 8500t/h 相比降低了 83. 0%o表2常規(guī)技術方案酸性水組分數量
權利要求
1.一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法，其特征在于包含以下步驟①工藝過程UlOO產生含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水F100，將工藝水FlOO用作步驟②所述沖洗水FW ；②包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200的加氫反應流出物F200和沖洗水FW混合為注水后加氫反應流出物F210，F210進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度；氫化過程UlOO的加氫反應過程的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為180 480°C；冷高壓分離部分的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為20 80°C。
2.根據權利要求1所述的方法，其特征在于③在酸性水分離部分U300，高分水SW分離為氨300A、硫化氫和凈化水300W。
3.根據權利要求2所述的方法，其特征在于④至少一部分凈化水300W作為產生工藝水FlOO的原水進入步驟①循環(huán)使用。
4.根據權利要求1或2或3所述的方法，其特征在于①在工藝過程UlOO的脫油過程U110，工藝水FlOO完成預脫油過程得到脫油后工藝水 F110，將脫油后工藝水FllO用作步驟②所述沖洗水FW，脫油后工藝水FllO油含量低于工藝水FlOO的油含量。
5.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①在脫油過程U110，工藝水FlOO和貧萃取油混合后分離為脫油后工藝水FllO和富萃取油。
6.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①在脫油過程U110，工藝水FlOO經過離心分離設備分離為脫油后工藝水FllO和富油水。
7.根據權利要求4所述的方法，其特征在于①在脫油過程U110，工藝水FlOO經過油聚結設備分離為脫油后工藝水FllO和富油水。
8.根據權利要求1所述的方法，其特征在于②氫化過程U200的烴類原料的氮含量高于0.1重量％。
9.根據權利要求1或2或3所述的方法，其特征在于 ②氫化過程U200的原料烴為來自頁巖油的烴類。
10.根據權利要求1或2或3所述的方法，其特征在于 ②氫化過程U200的原料烴為來自煤焦油的烴類。
11.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①工藝過程UlOO為使用液體水為溶劑脫除含氨含硫化氫的氣體中氨和硫化氫的過程，水溶劑吸收氣體中氨和硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。
12.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①工藝過程UlOO為使用氨水溶劑脫硫化氫的氣體脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收氣體中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。
13.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①工藝過程UlOO為使用氨水溶劑脫硫化氫的液化氣脫硫化氫過程，氨水溶劑吸收液化氣中硫化氫后成為工藝水FlOO排出工藝過程U100。
14.根據權利要求1所述的方法，其特征在于①工藝過程UlOO的油水分離過程產生含油工藝水F100，工藝水FlOO中的油組分性質與步驟②高分油SL性質接近。
15.根據權利要求1所述的方法，其特征在于②包含加氫脫氮過程的烴氫化過程U200的加氫反應流出物F200進入熱高壓分離部分分離為熱高分氣和熱高分油，熱高壓分離部分的操作條件為壓力為1. 0 25. OMPa、溫度為150 380°C ；熱高分氣和沖洗水FW混合為注水后熱高分氣，注水后熱高分氣進入冷高壓分離部分分離為冷高分氣SV、冷高分油SL和冷高分水SW，冷高分水SW的氨濃度高于工藝水FlOO的氨濃度。
全文摘要
一種將工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水的方法，將含硫化氫和或氨和或烴油的工藝水用為烴氫化過程反應流出物沖洗水，從而減少進入水處理裝置比如含油污水處理裝置或酸性水汽提裝置的原料水總量。為了擴大工藝水來源或降低工藝水對烴氫化過程加氫生成油質量的影響，設置工藝水脫油過程，脫出的油可以回用比如用作烴氫化過程的原料油或進入產生工藝水的裝置的烴類產品中。本發(fā)明特別適用于高氮含量烴油比如煤焦油或頁巖油的氫化過程的設計或改造。
文檔編號C10G67/02GK102373083SQ201110205488
公開日2012年3月14日 申請日期2011年7月13日 優(yōu)先權日2011年7月13日
發(fā)明者何巨堂 申請人:何巨堂