本发明涉及一种使用兼用萃取剂萃取污水中芳烃的方法，特别适合于煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水的初步萃取过程。
背景技术：
1、本文中，wt％表示重量％。
2、本发明所述煤加氢直接液化反应过程r10，指的是以油煤浆为原料的加氢直接液化反应过程，包括重油(比如渣油)和煤粉制备的油煤浆的油煤共炼过程。
3、本发明所述供氢溶剂加氢稳定反应过程r20，指的是将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的生成油分离出的烃油转化为供煤加氢直接液化反应过程r10配制原料油煤浆的供氢溶剂油的加氢过程。
4、本发明所述加氢改质反应过程r30，指的是基于加氢直接液化反应过程r10生成油和/或供氢溶剂加氢稳定反应过程r20生成油经过深度加氢过程生产高氢饱和度的烃油过程，该过程几乎脱除反应原料中的全部杂质组分(有机氧、有机硫、有机氮、氯、氟)、芳烃被大比例加氢饱和，加氢改质石脑油产品氢含量通常为13.5～14.7wt％，加氢改质柴油产品氢含量通常为13.5～14.2wt％。关于加氢改质反应过程r30的高氢饱和度产品氢含量以及烃组分，记载这类数据的一个文献见文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，415页至430页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。
5、本发明所述萃取剂，也称为萃取油；本发明中使用萃取剂一词，便于与污水中溶解的油分进行概念区分。
6、本发明使用“萃取”概念来描述使用“相对于萃取目标组分，萃取剂是氢饱和度较高、分子量较小、密度较低、有机氧含量较低的烃油”来脱除污水中的芳烃以及其它烃油、含杂原子烃、酚的污水降低有机质的过程，是基于萃取目标组分分子(芳烃以及含杂原子烃具有更大供电性)与水分子之间的引力具有较等碳数饱和烃分子与水分子之间的引力更大的原因，相较于对等浓度的饱和烃的设定脱出率，对等浓度的等碳素芳烃、含杂原子烃的污水实现等数值的设定脱出率的萃取过程，需要更多的萃取剂即代价更大。
7、相对于目标萃取物，本发明所述兼用萃取剂，通常是酚浓度更低、沸程更低、芳烃含量更低的过程烃物流，可以是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、大流率的循环烃物流如常规沸点介于30～140℃的分馏塔ut塔顶回流罐粗石脑油产品或回流罐返塔冷回流，以及常规沸点介于120～200℃的分馏塔ut塔顶冷循环油、塔中段冷回流油，可以是煤加氢直接液化反应生成油的分馏过程存在的窄馏分、低分子量、大流率的烃物流如常规沸点介于30～140℃的初级分馏塔塔顶回流罐粗石脑油产品或回流罐返塔冷回流，以及常规沸点介于120～200℃的初级分馏塔中塔顶冷循环油、塔中段冷回流油。
8、本发明的主要目的是提出适合于煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水初步萃取过程e100的低成本方法，也可作为其他含芳烃、含酚的高浓度污水的初级净化方法，当然，本发明方法也可用于其他类似组成的污水的处理，这些污水可以是煤加氢直接液化过程产生的冷高分酸性水、冷低分酸性水、常压分馏塔塔顶水、减压分馏塔抽空系统冷凝水、塔顶水，这些污水还可以是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、冷低分酸性水，这些污水还可以是煤焦油分馏塔的塔顶污水，也可以是煤气化过程产生的污水。
9、本发明所述污水的萃取剂，为油品或以有油品为主体的调和有其它溶解酚能力更强组分的溶剂。
10、采用酚含量更低、碳数更少、氢含量更高的烃油，作为萃取剂，可以将污水中的部分碳数更多、氢含量更低的烃油转移至富萃取剂中，实现污水的部分脱油目的。
11、同时，通常污水的萃取剂也具有一定的脱除酚的功能，记载这类数据的一个文献见文献a02：①出版物名称：《现代煤化工技术手册》，841页至848页；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-122-09636-4；③主编：贺永德；④出版社：化学工业出版社；文献a02的841页载明，自污水中萃取脱酚的常用萃取剂有多种，一种是重苯(富含常规沸点100～130℃单环芳烃的)，一种是混合溶剂(n503(5～12wt％)+煤油)，这段信息的用途是说明本发明的兼用萃取剂也具有一定的脱酚作用。
12、关于煤加氢直接液化过程中与含芳烃、含酚等有机杂质的污水(冷高分水)处于相平衡状态的冷高分油的详细性质，记载这类数据的一个文献见文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，280页至287页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。
13、表1a是神华集团煤炭直接液化试验和商业装置的煤液化粗油(加氢稳定原料)性质。
14、表1b是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油各馏分比例。
15、表1c是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油＜145℃馏分的性质。
16、表1d是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化煤油、柴油馏分的性质。
17、表1e是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化煤油、柴油馏分烃类组成。
18、表1f是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油350～400℃和＞400℃馏分的性质。
19、表1g是神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油350～450℃和＞400℃馏分烃类组成。
20、表1h是神华集团bsu煤液化试验得到的不同煤液化油馏分的烃类类别组成汇总表。
21、从表1h可以看出，神华集团bsu煤液化试验得到的不同煤液化油馏分，随着馏分变重，有机氧含量均处于1.0wt％以上，其中145～220℃馏分的有机氧含量最高达到了3.75wt％，因此，冷高分水一定含有宽馏分范围的酚类，并且含有大量沸程介于145～220℃的酚类，酚油共存会导致溶液乳化。
22、从表1h可以看出，220～350℃馏分的20℃密度为0.9566g/cm3、350～400℃馏分的20℃密度为1.0192g/cm3，与20℃时水的密度值0.9982g/cm3的差值仅分别为-0.0416g/cm3、0.021g/cm3，加之油、酚、水的溶液乳化行为，对于这些组分，用沉降分离法进行油、水分离的效果极差。
23、从表1h可以看出，随着馏分变重，饱和烃比例迅速下降，总芳烃、多环芳烃、胶质含量快速上升，由于冷高分油含有部分350～400℃烃类，因此，冷高分水一定含有双环芳烃、三环芳烃，并且极大可能含有少量三环以上芳烃、少量胶质，加之油、酚、水的溶液乳化行为，对于这些组分，用离心分离法的分离效果也不会理想。
24、表1a神华集团煤炭直接液化试验和商业装置的煤液化粗油(加氢稳定原料)性质
25、
26、表1b神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油各馏分比例
27、 流程范围/℃ ＜145 145～220 220～350 350～400 ＞400 总计 收率/wt％ 5.05 10.75 54.95 16.05 13.20 100.00
28、表1c神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油＜145℃馏分的性质
29、
30、表1d神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化煤油、柴油馏分的性质
31、
32、表1e神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化煤油、柴油馏分烃类组成(单位：wt％)
33、
34、
35、表1f神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油350～400℃和＞400℃馏分的性质
36、
37、
38、表1g神华集团bsu煤液化试验得到的煤液化油350～450℃和＞400℃馏分烃类组成(单位：wt％)
39、
40、表1h神华集团bsu煤液化试验得到的不同煤液化油馏分的烃类类别组成汇总表
41、 序号 馏分馏程，℃ ＜145 145～220 220～350 350～400 ＞400 1 分类组分 1.1 链烷烃，wt％ 28.92 10.6 11.8 15.3 2.2 1.2 环烷烃，wt％ 47.84 57.9 18.0 2.8 2.1 1.3 烯烃，wt％ 12.90 1.4 单环芳烃，wt％ 8.35 23.3 31.3 10.7 5.9 1.5 双环芳烃，wt％ 2.1 27.9 16.7 8.4 1.6 三环芳烃，wt％ 3.0 17.1 11.7 1.7 四环芳烃，wt％ 15.6 19.5 1.8 五环芳烃，wt％ 0.1 4.7 1.9 噻吩，wt％ 4.4 5.4 1.10 未鉴定芳烃，wt％ 1.4 8.3 1.11 胶质，wt％ 6.1 8.0 12.9 31.8 2 分类统计 2.1 饱和烃，wt％ 76.76 68.5 29.8 18.1 4.3 2.2 烯烃，wt％ 12.90 2.3 芳烃，wt％ 8.35 25.4 62.2 66.0 69.3 2.4 胶质，wt％ 6.1 8.0 12.9 31.8 3 <![cdata[20℃密度，g/cm<sup>3</sup>]]> 0.7548 0.8933 0.9566 1.0192 1.1102 4 有机氧，wt％ 1.51 3.75 1.09 1.28 1.82 5 有机s，μg/g 286 212 114 2100 3300 6 有机n，μg/g 1329 2228 2026 4500 10000 7 残炭，wt％ ＜0.02 4.23 8 正庚烷不溶物，wt％ 2.20 19.60 9 氢含量，wt％ 11.10 10.54 9.08 7.63
42、关于煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水的性质和数量，记载这类数据的一个文献见文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，767页至768页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。表2a是神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置酸性水来源、数量及污染物统计表。
43、表2a神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置酸性水来源、数量及污染物统计表
44、
45、以表2a所列神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置酸性水为例，其中油类含量1900.3kg/h、挥发酚446.5kg/h，该污水具有以下特征：
46、①煤加氢直接液化装置酸性水，来自冷高压分离器、冷低压分离器，与其平衡的油相是冷高分油、冷低分油，冷高分油、冷低分油含有溶解气、液化气、含单环芳烃的石脑油组分、含双环芳烃的柴油组分、含三环芳烃的重柴油组分、含三环芳烃以及四环芳烃的蜡油组分，并且含有大量酚类；由于芳烃特别是双环芳烃、三环芳烃、四环芳烃与水分子的作用很大，在水中的溶解度高且难以采用静置法实现深度分离；而酚类具有极性，在水中的溶解度很高，且与水可以形成共沸物，因此，煤加氢直接液化装置的冷高分水、冷低分水含有高浓度的芳烃、酚类是正常的现象；
47、②含酚污水属于发泡物系，含酚污水同时有大量高芳烃油时形成的含酚、含芳烃油污水易产生“乳化”。
48、由于上述原因，通常难以低成本高效脱除煤加氢直接液化装置酸性水中的油类和挥发酚，比如静置沉降分离法难以深度分离油相与水相。
49、萃取方法是一种传统有效的污水脱油类方法，也可脱出部分酚类，然而，应用于煤加氢直接液化装置酸性水的脱油、脱挥发酚过程，传统的使用专用萃取剂的萃取方法存在以下流程复杂、成本高的问题：
50、①宽范围分子量分布的油类的深度脱除需要串联的2次或多次使用相对更轻的烃油萃取剂的萃取步骤
51、由于冷高分油、冷低分油含有溶解气、液化气、含单环芳烃的石脑油组分、含双环芳烃的柴油组分、含三环芳烃的重柴油组分、含三环芳烃以及四环芳烃的蜡油组分，因此表2a中煤液化装置酸性水a1含有宽范围分子量分布的芳烃和酚类，为了深度脱除表2a中酸性水a1中的宽分子量范围的芳烃和宽分子量范围的酚类，必须分步逐次由大分子烃到小分子烃分级萃取(比如先脱除常规沸点介于250～420℃的芳烃、再脱除常规沸点介于150～250℃的芳烃、最后脱除常规沸点介于50～150℃的芳烃、环烷烯烃)，相应地，需要使用分子量逐级降低的分级萃取剂；
52、上述分析说明，煤加氢直接液化装置酸性水的脱油、脱酚的萃取过程，是一种流程复杂的多段萃取过程；
53、为了保证萃取效果，即为了限制萃取后净化水中烃油的浓度低于某一低水平值，就必须降低任意萃取过程的末端萃取步骤的新鲜萃取剂的萃取目标组分浓度、降低平衡态的富萃取液的萃取目标组分的浓度，也就是要求新鲜萃取剂的馏程干点与萃取目标组分沸点之间存在适当大的差值；
54、上述分析说明，每一个萃取过程的新鲜萃取剂的馏程干点与萃取目标组分沸点之间应存在适当大的差值，也就是萃取剂应该较萃取目标组分沸点更低、分子量更小；
55、②需要大流率比的萃取剂
56、本发明所述水/剂重量比k33，指的是萃取过程使用的污水进料的重量流率与新鲜萃取剂的重量流率的比值；萃取过程的水/剂重量比k33越大，说明单位重量富萃取剂中携带的萃取目标组分的数量越多，则在同样的萃取任务下，新鲜萃取剂重量流率就越小、富萃取剂再生系统的规模就越小、能耗越低，利于降低投资和能耗；反之，萃取过程的水/剂重量比k333越小，说明单位重量富萃取剂中携带的萃取目标组分的数量越少，则在同样的萃取任务下，新鲜萃取剂重量流率就越多、富萃取剂再生系统的规模就越大、能耗越高，必然增加投资和能耗；
57、基于萃取目标组分分子(芳烃以及含杂原子烃具有更大供电性)与水分子之间的引力具有较等碳数饱和烃分子与水分子之间的引力更大的原因，相较于等浓度的饱和烃的设定脱出率，对等浓度的等碳素芳烃、含杂原子烃的污水实现等数值的设定脱出率的萃取过程，则需要更多的萃取剂，即要求新鲜萃取剂的剂/水重量比k44取适当大的数值；换句话说，需要多种萃取剂的大的剂/水重量比k44萃取操作，代价很大；
58、③需要多种、大流率的富萃取剂的再生系统
59、很明显，由于煤加氢直接液化装置酸性水流率很大，采用专用萃取剂形成的高剂/水比的多级萃取过程，需要配置大规模的复杂的多种富萃取剂的再生过程，并且因为富萃取剂中的萃取剂组分已经被多种萃取目标组分污染，理想的萃取剂再生过程必然是要求使用多个分馏塔，这样将形成复杂的分馏系统，投资巨大；
60、④富萃取剂再生系统的能耗高
61、很明显，由于煤加氢直接液化装置酸性水流率很大，采用专用萃取剂形成的高剂/水比的多级萃取过程，需要配置大规模的复杂的多种富萃取剂的再生过程，并且因为富萃取剂中的萃取剂组分已经被多种萃取目标组分污染，理想的萃取剂再生过程必然是要求使用多个分馏塔，这样将形成复杂的大规模分馏系统，并且萃取剂必须经历全蒸发过程才能与沸点更高的萃取目标组分实现分离，其分馏系统能耗必然巨大；
62、⑤如何维持被多种芳烃、多种酚污染的萃取剂的组分稳定
63、由于萃取剂被同沸程的萃取目标组分污染，萃取剂与萃取目标组分极难完全分离，为了分离出少量的沸点高于萃取剂干点的萃取目标组分，蒸馏分离方法要求全部萃取剂经历蒸发过程，代价太高无法实施；
64、上述分析说明，萃取剂被污染是必然的结果，为了维持萃取剂的组分稳定，要求萃取剂必须被大量及时更替(极端情况是随时更替)，也就是说需要消耗大量的新鲜萃取剂；
65、⑥被污染的富萃取剂的出路
66、消耗大量的新鲜萃取剂，必然同时产出大量的被污染的富萃取剂，如果富萃取剂没有连续的合理大宗用途，则该方案是不可行的；
67、综上所述，常规的使用专用萃取剂的萃取方法，不适合于煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水d的萃取过程e100。
68、如果不能对“煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水”实现有效的初步脱油处理，将会对“煤加氢直接液化过程产生的含芳烃、含酚等有机杂质的污水”下游的脱氨、脱硫化氢、脱酚等过程u90处理造成极为不利的影响，反之，如果能找到有效的初步脱油方法，将大大改善过程u90的操作，降低过程u90的脱油负荷，提高装置正常负荷率和连续运转周期，提高产品(液氨、硫化氢、粗酚)的质量。
69、理论上讲，如果能找到不需要经历专用再生过程的代价廉价的组成合适的大流率的萃取剂，则“萃取系统+萃取剂再生系统”将演变为“单独的萃取系统”，而萃取系统仅仅需要常压容器、混合器和/或萃取塔、泵以及少量的电耗，这将成为可靠地、低成本的经济方法，问题是“不需要经历专用再生过程的萃取剂”即兼用萃取剂存在于何处。
70、兼用萃取剂的使用过程至少需要满足以下要求：
71、①作为馏程适宜的中间物料，比如供氢溶剂加氢稳定反应过程r20的生成油的分馏塔系统，其窄馏分产品需要进入加氢改质反应过程r30深度加氢处理，其分馏塔的轻质窄馏分产品、塔顶回流罐的返塔液体回流、塔顶部冷回流循环油、塔中段冷回流循环油，均属于馏程适宜的中间物料；
72、②连续稳定地存在，比如供氢溶剂加氢稳定反应过程r20的生成油的分馏塔系统，其窄馏分产品需要进入加氢改质反应过程r30深度加氢处理，其分馏塔的塔顶回流罐的返塔液体回流、塔顶部冷回流循环油、塔中段冷回流循环油，均属于连续稳定地存在的物料；
73、③大流率，比如供氢溶剂加氢稳定反应过程r20的生成油的分馏塔系统，其少部分窄馏分产品需要进入加氢改质反应过程r30深度加氢处理，大部分其它窄馏分产品用作煤加氢直接液化反应过程r10的油煤浆配浆溶剂油，这些物料中沸点合适的馏分比如常规沸点低于250℃的馏分，温度合适状态下，适合于用作兼用萃取剂；另一方面，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、低分子量的循环烃物流如常规沸点介于120～250℃的分馏塔中段回流油jy1、常规沸点介于30～140℃的分馏塔塔顶回流油jy2，流率很大，此类物流包括分馏塔的塔顶回流罐的返塔液体回流、塔顶部冷回流循环油、塔中段冷回流循环油，均属于大流率物料。
74、文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，362页至363页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。记载了神华集团108万吨/年煤加氢直接液化项目配套的加氢稳定装置的分馏塔设计操作参数。
75、表3a是神华集团溶剂油加氢稳定装置分馏塔的主要操作参数汇总表，其中：
76、第一，塔顶回流罐返塔冷回流流率为67486kg/h；
77、第二，常规沸程为145-220℃的轻馏分油中段回流流率为63972kg/h，温度条件为：抽出温度178.9℃、返塔温度54℃、循环冷却温差124.9℃，如果轻馏分油中段回流循环冷却温差缩小为30℃，则轻馏分油中段回流流率大约为63972kg/h的4.16倍即266337kg/h，如果轻馏分油中段回流循环冷却温差缩小为15℃，则轻馏分油中段回流流率大约为63972kg/h的8.32倍即532674kg/h，仅仅轻馏分油中段回流油，对于表2a“神华鄂尔多斯煤制油分公司煤加氢直接液化装置酸性水来源、数量及污染物统计表”中所列污水量86.492kg/h而言，已经形成了0.740、3.08、6.15的油/水重量比；并且常规沸程为145-220℃的轻馏分油中段回流，可以根据需要，分拆为2个馏程不同馏分比如常规沸程为145-195℃、常规沸程为170-220℃的中段回流；
78、④加氢稳定反应过程的生成油连续进入加氢稳定装置的分馏塔，生产新的兼用萃取剂，
79、更替被污染的兼用萃取剂，保持兼用萃取剂组成稳定；
80、⑤借用其它分馏系统，完成兼用萃取剂再生和萃取物加工，富兼用萃取剂可继续进入原定的下游位置(加氢改质反应过程、加氢稳定装置的分馏塔)，完成兼用萃取剂再生和/或兼用萃取剂、萃取物加工。
81、表3a神华集团溶剂油加氢稳定装置分馏塔的主要操作参数汇总表
82、
83、以下结合煤加氢直接液化过程产生的冷高分酸性水的萃取过程对萃取剂组成的要求，详细分析煤加氢直接液化装置配套的供氢溶剂加氢稳定装置的反应生成油及其分馏过程存在的窄馏分循环物流的组成、性质，记载这类数据的一个文献见文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，287页至292页；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。
84、表4a是神华集团煤炭直接液化油a加氢稳定原料和加氢稳定产物的性质对比表，可以看出，加氢稳定原料经过加氢稳定处理后发生以下重大变化：
85、①20℃密度由0.9156g/cm3降至0.8784g/cm3，降低了0.0372g/cm3；
86、②有机硫含量，由630μg/g降至18μg/g，降低了97.1％；
87、③有机氮含量，由2246μg/g降至648μg/g，降低了71.1％；
88、④有机氧含量，由1.81wt％降低至0.50wt％，降低了72.4％；
89、⑤氢含量，由10.55wt％升高至11.55wt％，升高1.00wt％；
90、⑥各馏出点沸点降低20～35℃。
91、很明显，与神华集团煤炭直接液化油a相比，神华集团煤炭直接液化油a的加氢稳定产品：有机氧含量降低了72.4％，故大幅度降低了酚含量；氢含量增加了1.00wt％，故增加了饱和度、降低了芳香度，有机硫含量降低了97.1％、有机氮含量降低了71.1％、有机氧含量降低了72.4％，降低了极性组分的含量，可大幅度降低油品在水中的溶解度；20℃密度降低了0.0372g/cm3，利于油水分离；这些指标的变化说明，神华集团煤炭直接液化油a的加氢稳定产品或者其低沸点的馏分油，适合于作为煤加氢直接液化过程产生的冷高分酸性水(与神华集团煤炭直接液化油a相平衡的酸性水)的萃取剂，可降低冷高分酸性水中的芳烃含量、也利于降低冷高分酸性水中酚含量。
92、表4b是神华集团煤炭直接液化油b加氢稳定原料和加氢稳定产物的性质对比表，可以看出，煤液化油经过加氢稳定处理后发生以下重大变化：
93、①20℃密度由0.9962g/cm3降至0.9712g/cm3，降低了0.025g/cm3；
94、②有机硫含量，由184μg/g降至0μg/g，降低了100％；
95、③有机氮含量，由0.29wt％降至0.17wt％，降低了41.4％；
96、④有机氧含量，由1.29wt％降低至0.38wt％，降低了70.5％；
97、⑤氢含量，由9.40wt％升高至10.15wt％，升高0.75wt％；
98、⑥各馏出点沸点降低20～35℃。
99、很明显，与神华集团煤炭直接液化油b相比，神华集团煤炭直接液化油b的加氢稳定产品：有机氧含量降低了70.5％，故大幅度降低了酚含量；氢含量增加了0.75wt％，故增加了饱和度、降低了芳香度，有机硫含量降低了100％、有机氮含量降低了41.4％、有机氧含量降低了70.5％，降低了极性组分的含量，可大幅度降低油品在水中的溶解度；20℃密度降低了0.025g/cm3，利于油水分离；这些指标的变化说明，神华集团煤炭直接液化油b的加氢稳定产品或者其低沸点的馏分油，适合于作为煤加氢直接液化过程产生的冷高分酸性水(与神华集团煤炭直接液化油b相平衡的酸性水)的萃取剂，可降低冷高分酸性水中的芳烃含量、也利于降低冷高分酸性水中酚含量。
100、表4c是2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品石脑油馏分的性质。
101、表4d是2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品轻柴油馏分的性质。
102、表4e是神华集团煤炭直接液化油a加氢稳定试验产物馏分性质。
103、表4f是神华集团神华煤炭直接液化小试(bsu)煤液化试验加氢稳定产物＜220℃馏分性质。
104、表4g是2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品中温溶剂的性质。
105、表4h是神华集团bsu煤液化试验加氢稳定产物220～350℃馏分性质。
106、表4i是神华集团bsu煤液化试验和商业装置得到的不同馏分的加氢稳定产物的烃类类别组成bsu煤液化试验汇总表。
107、表4a神华集团煤炭直接液化油a加氢稳定原料和加氢稳定产物的性质对比表
108、
109、表4b神华集团煤炭直接液化油b加氢稳定原料和加氢稳定产物的性质对比表
110、
111、
112、表4c 2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品石脑油馏分的性质
113、
114、表4d 2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品轻柴油馏分的性质
115、
116、表4e神华集团煤炭直接液化油a加氢稳定试验产物馏分性质
117、
118、表4f神华集团神华煤炭直接液化小试(bsu)煤液化试验加氢稳定产物＜220℃馏分性质
119、
120、表4g 2012年6月神华集团溶剂油加氢稳定装置产品中温溶剂的性质
121、
122、表4h神华集团bsu煤液化试验加氢稳定产物220～350℃馏分性质
123、
124、表4i神华集团bsu煤液化试验和商业装置得到的不同馏分的加氢稳定产物的烃类类别组成bsu煤液化试验汇总表
125、 序号 馏分馏程，℃ ＜145 145～220 220～350 一 加氢稳定--bsu试验数据 1 馏程astm d-86，℃ 78～170 121～233 218～347 2 <![cdata[20℃密度，g/cm<sup>3</sup>]]> 0.7571 0.8434 0.9504 3 有机氧，wt％ 0.42 0.54 4 有机s，μg/g 4 67 263 5 有机n，μg/g 81 142 1016 6 氢含量，wt％ 12.16 10.42 二 加氢稳定--商业装置数据 石脑油馏分 轻柴油馏分 中温溶剂 1 馏程astm d-86，℃ 45～175 115～285 213～328 2 <![cdata[20℃密度，g/cm<sup>3</sup>]]> 0.7473 0.8774 0.9256 3 有机氧，wt％ 4 有机s，μg/g 31 24 50 5 有机n，μg/g 230 410 470 6 氢含量，wt％ 三 表1h中煤液化油性质对照 1 馏程astm d-86，℃ 78～157 152～228 213～348 2 <![cdata[20℃密度，g/cm<sup>3</sup>]]> 0.7548 0.8933 0.9566 3 有机氧，wt％ 1.51 3.75 1.09 4 有机s，μg/g 286 212 114 5 有机n，μg/g 1329 2228 2026 6 氢含量，wt％ 11.10 10.54
126、以上分析说明神华集团煤炭直接液化油的加氢稳定生成油的轻质窄馏分，是神华集团煤加氢直接液化装置冷高分水的合适的萃取剂。
127、至此，已经提出本发明的基本设想：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。
128、本发明方法，可以联合加工多种组成不同的污水，这些污水可以混合后进入萃取过程，也可以根据具体的污染组分浓度分别进入最难萃取的污水的萃取过程的不同中间萃取步骤的流程位置，与最难萃取的污水的中间萃取过程的组成接近的中间处理水混合一并处理。
129、本发明方法，在萃取过程中，可以联合使用不同组成的兼用萃取剂，比如，可以使用煤加氢直接液化生成油的常压分馏塔的塔顶回流油(常规沸点主要由介于30～140℃烃组分组成的分馏塔塔顶回流油。
130、本发明方法，在萃取过程中，操作温度范围：通常介于10～80℃、一般介于20～60℃、较佳者介于30～50℃，温度太低导致油品粘度大而难以分离，温度太高导致水蒸气分压过高产生污气排放。
131、本发明方法，在萃取过程中，任意一个具体的萃取步骤所需要的停留时间根据实际操作要求来确定比如通过萃取实验确定，通常萃取后油水分层停留时间满足分层需要，通常为3～60分钟、一般为5～40分钟、较佳者介于5～10℃。
132、本发明方法，在萃取过程中，要求兼用萃取剂的密度低于污水的密度，并且“兼用萃取剂密度低于污水密度之差值ed10”越大越好，ed10通常大于0.08、一般大于0.12、最好大于0.20，利于加快油水分层，利于污染物脱离水相进入萃取剂中。
133、本发明方法，在萃取过程中，要求兼用萃取剂的芳烃浓度适当，便于实现相似相容，提高萃取剂对污水中“萃取目标芳烃、酚类”的溶解转移效率，在使用多种萃取剂的多次萃取过程中，随着萃取过程的加深，下游萃取剂的芳香度低于上游萃取剂的芳香度，并且希望在兼用萃取过程之后，设立补充萃取过程e200用少量的高氢饱和度的补充萃取剂萃取降低初级净化水中的包括兼用萃取剂jy的烃类浓度(极限降低净化水中的芳烃数量)，富补充萃取剂最终进入加氢反应过程完成净化。
134、本发明方法，适用于新的设计或现有装置改造。
135、本发明方法未见报道，与需要设置富萃取剂专用再生系统的常规萃取脱油方法相比，专用萃取剂数量可以降低50～70％甚至全部取消即不使用专用萃取剂，不需要设置富萃取剂专用再生系统。
136、发明的目的在于提出一种使用兼用萃取剂萃取污水中芳烃的方法。
137、本发明方法，将供氢溶剂加氢稳定反应生成油的分馏过程的分馏塔ut系统与与污水萃取过程的富萃取剂的再生、补充、排放系统组合形成了组合工艺，构成了组合式萃取和富萃取剂处理的完整工艺，大幅度降低了富萃取剂处理系统的投资和能耗，属于煤加氢直接液化整体工艺的一种补充或完善或优化，二者的操作条件和设计原则相互影响，存在下述相互关系：
138、①根据萃取需要，在不改变分馏塔ut系统功能的条件下，设置分馏塔ut系统的循环油物料的组成、流率、操作温度、操作压力；
139、也就是说，在不改变分馏过程的分馏塔ut的直接离塔油品(去煤加氢直接液化过程作溶剂油、冲洗油，去供氢溶剂加氢改质过程作原料油)的性质(组分组成)要求前提下，仅仅改变循环物流的流率、温度或冷却过程温度差；
140、②根据萃取需要，在不改变分馏塔ut系统总体功能的条件下，设置分馏塔ut系统的循环油物料的组成、流率、操作温度、操作压力，然后，根据分馏过程的最终产品(去煤加氢直接液化过程作溶剂油、冲洗油，去供氢溶剂加氢改质过程作原料油)的性质要求，离开分馏塔ut离塔的窄馏分烃油经过分流和/或混合组合的成为期望组成、流率的烃油物料；
141、也就是说，为了实现萃取过程的最佳化操作，改变分馏过程的分馏塔ut的直接离塔油品(去煤加氢直接液化过程作溶剂油、冲洗油，去供氢溶剂加氢改质过程作原料油)的性质(组分组成)、流率，然后通过换热器、管路或罐区调出需要的最终产品(去煤加氢直接液化过程作溶剂油、冲洗油，去供氢溶剂加氢改质过程作原料油)的性质、流率，要求改变分馏塔ut的循环物流的性质、流率、温度或冷却过程温度差。
142、以上分析说明神华集团煤炭直接液化油的加氢稳定生成油的分馏塔ut系统，存在神华集团煤加氢直接液化装置冷高分水萃取脱芳烃过程需要的组成合适的大流率的萃取剂。
143、本发明方法，在每一个萃取段内，使用一种新鲜的萃取剂。
144、本发明方法，在每一个萃取段内，可以进行1次或2次或多次萃取剂与污水的逆流接触、分离过程，称为1级或2级或多级萃取过程。
145、本发明方法，在每一个萃取段内，使用一个特定组成的进料萃取剂jyx，进料水相dw-与进料萃取剂jy-x的接触分离方式，不受限制，可以是任意一种合适的方式，可以选择下述方式中的一种或几种：
146、①一个萃取段包含单次接触、单次分离，水相efw-x与萃取剂efy-x混合接触后成为混合物流ems-x，ems-x分离为富萃取剂相epy-x和脱油水相epw-x；
147、水相efw-x与萃取剂efy-x混合接触方式不受限制，可使用混合器强制混合；
148、ems-x分离方式不受限制，通常采用沉降分离、离心分离、离心分离+沉降分离；
149、②一个萃取段包含2次接触、2次分离，原料水相efw-x与原料萃取剂efy-x分逆流混合接触；
150、在第一接触分离步骤，原料水相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，ems-x1分离为第二富萃取剂相epy-x2和第一脱油水相epw-x1；
151、在第二接触分离步骤，第一脱油水相epw-x1与原料萃取剂efy-x混合接触后成为混合物流ems-x2，ems-x2分离为第一富萃取剂相epy-x1和第二脱油水相epw-x2；
152、③一个萃取段包含3次接触、3次分离，原料水相efw-x与原料萃取剂efy-x分逆流混合接触；
153、在第一接触分离步骤，原料水相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，ems-x1分离为第三富萃取剂相epy-x3和第一脱油水相epw-x1；
154、在第二接触分离步骤，第一脱油水相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，ems-x2分离为第二富萃取剂相epy-x2和第二脱油水相epw-x2；
155、在第三接触分离步骤，第二脱油水相epw-x2与原料萃取剂efy-x混合接触后成为混合物流ems-x3，ems-x3分离为第一富萃取剂相epy-x1和第三脱油水相epw-x3；
156、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；
157、⑤静态式萃取塔
158、在使用静态式萃取塔的萃取过程中，污水与萃取剂的逆流接触；理想的情况是，萃取剂体积流率大于污水体积流率，萃取剂作为连续相，污水高度分散后作为分散相，增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径，缩短污水颗粒的萃取目标组分的“从水相至萃取剂油相”的相转移扩散距离，增大污水液滴的传质表面积，提高萃取效率；
159、静态式萃取塔的传质元件，可以使用塔盘和或填料，通常使用塔板；
160、静态式萃取塔，通常设置多块塔盘，如3～100块塔盘，一般40～60块塔盘；
161、静态式萃取塔，也可使用填料，填料需要多层分布，填料之间需要设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；
162、⑥转盘塔
163、在使用动态式萃取塔比如转盘塔的萃取过程，转盘充当搅拌器，通常为平盘式转盘；理想的情况是，萃取剂体积流率大于污水体积流率，萃取剂作为连续相，污水高度分散后作为分散相，增加污水液滴的颗粒数量、降低污水颗粒直径，缩短污水颗粒的萃取目标组分的“从水相至萃取剂油相”的相转移扩散距离，增大污水液滴的传质表面积，提高萃取效率；
164、动态式萃取塔比如转盘塔，也可组合使用静止塔盘和/或填料；
165、动态式萃取塔，通常设置多块塔盘，如3～100块塔盘，一般40～60块塔盘；
166、动态式萃取塔，也可使用填料，填料需要多层分布，填料之间需要设置再分配器内件，以再次分布下降的水相、上升的萃取剂油相；
167、转盘塔转速，根据实验确定，通常为10～60转/分钟，一般为20～40转/分钟；
168、动态式塔内设置转动的转盘，目的是强化油相与水相之间的混合作用；
169、在液液系统中，两相间的密度差较小，界面张力也不大，两相液体的流速也不大，从过程流体力学条件看，在液液的接触过程中，能用于强化过程的惯性力不大，同时已分散的两相的分层分离能力也不高；因此，为了提高液液传质设备的效率，常常需要采用搅拌、脉动、振动等措施来补加能量；为使两相分离，需要分层段，以保证有足够的停留时间，让分散的相得以凝聚。在液-液传质分离过程中引入外加能量，能促进液体分散，改善两相流动接触状况，这有利于过程传质，从而提高传质效率，降低萃取设备的高度；但也要注意，若外加能量过大，将使设备内两相液体的轴向返混加剧，使过程传质推动力减小，从而使传质效率降低；另外，液滴分散过度，尺寸过小，其滴内循环将消失，也将影响传质效率；因此，在确定外加能量时，应充分考虑利弊两方面的因素，对于具体的萃取过程，通常应通过实验(或装置试生产调试)确定适当的输入能量，也就是操作中需要根据处理量来调整转盘塔电机的转数；液滴的尺寸大小，不仅关系到相际传质面积，而且影响传质系数和萃取塔的通量；将分散相液体分散为液滴时，必须要充分考虑到这两方面的因素；因此，实际运行中处理量波动不大时不建议调整转盘转数，维持开工初期确认好的转数即可；
170、关于转盘萃取塔相分离界面的控制，萃取塔在开车时，应首先在塔中注满连续相液体，然后开启分散相阀门，使两相液体在塔中接触传质，分散相液滴必须凝聚后才能自塔内排出；当轻相作为分散相时，应使分散相在塔顶分层段凝聚，在两相界面维持适当高度后，再开启分散相出口阀门，使轻相液体从塔内排出；同时，污水相在萃取塔底部，依靠重相出口的ii形管自动调节界面高度；
171、⑦其它任何适用的塔传质内件的萃取塔
172、其它萃取过程操作条件包括：操作压力、操作温度、相态密度差、相分离沉降时间。
173、本发明，兼用萃取剂萃取过程e100，至少包含1段兼用萃取剂萃取过程e1001，通常包含2段串联操作的使用不同组成兼用萃取剂的萃取过程e1001、e1002，可以包含3段串联操作的使用不同组成兼用萃取剂的萃取过程e1001、e1002、e1003，甚至扩包含4段串联操作的使用不同组成兼用萃取剂的萃取过程e1001、e1002、e1003、e1004。
174、在兼用萃取剂萃取过程e100，通常设置2～4个使用不同组成的兼用萃取剂的萃取段，目的在于：
175、①2～4个不同组成的循环型兼用萃取剂，萃取出不同碳数的萃取物烃油，通常，污水首先接触分子平均碳数最多的兼用萃取剂、沸程最高的富兼用萃取剂携带沸程高的重质萃取物烃油进入分馏塔ut的下部位置utl1，沸程较低的富兼用萃取剂携带沸程较低高的萃取物烃油进入分馏塔ut的位于位置utl1上部的位置utl2，位置utl1、位置utl2之间的分馏塔ut塔段设置有传质元件，沸程较高的富兼用萃取剂携带沸程高的萃取物烃油进入分馏塔ut的下部位置utl1，沸程较高的富兼用萃取剂携带的沸程高的萃取物烃油组分，对分馏塔ut内的位于位置utl2处的物料的污染比例被大幅度降低了；
176、总之，利于提高分馏塔ut的窄馏分油品的质量；
177、②2～4个不同组成的循环型兼用萃取剂，萃取出不同碳数的萃取物烃油，通常，在多段污水萃取过程，污水最后接触分子平均碳数最少、沸程最低、常规沸点低于150℃的轻质兼用萃取剂，因为在所有兼用萃取剂中，轻质兼用萃取剂密度最低、有机氧含量很低、烃分子在水中的饱和溶解度最低，这样2～4个萃取段的循环型兼用萃取剂工作系统，富轻质兼用萃取剂携带的萃取物的碳数较低，被初始污水原料中的重质烃污染的程度最低，从而对分馏塔ut上部窄馏分产品带来的重烃污染程度最低。
178、本发明，通常设置补充萃取过程e200，用少量的高氢饱和度的补充萃取剂萃取降低e100净化污水中的兼用萃取剂jy数量，富补充萃取剂最终进入加氢反应过程完成净化。
179、补充萃取过程e200，可以是任意组成合适的补充萃取剂by，通常由氢饱和度高的石脑油组成，比如选用煤加氢直接液化过程配套的生产深度加氢改质油品的加氢改质反应过程的生成油分离出的常规沸程为80～120℃的加氢改质石脑油，补充萃取剂by的初馏点不能太低，以降低易蒸发轻烃组分含量即饱和蒸气压低、蒸发损失低，同时，补充萃取剂by的干馏点不能太高，以降低充萃取剂by在水中的溶解度，降低水产品的油含量、利于蒸发脱除，同时补充萃取剂by的氢饱和度越高越好，以利于后期污水深度处理过程的沉降分离脱油、氧化分解脱油、细菌消化脱油等过程。
180、补充萃取过程e200，水相与萃取剂的接触分离方式，不受限制，其工作方式、操作压力、操作温度与萃取过程e100的工作方式、操作压力、操作温度几乎相同。
181、补充萃取过程e200，与萃取过程e100相比，通常萃取剂与污水的密度差更大、相分离沉降时间更短。
182、兼用萃取剂萃取污水中的烃组分和酚组分后，循环型兼用萃取剂jy1在分馏塔ut完成分离，将萃取物(萃取过程转移的烃油和酚)分离后进入塔的2个或多个窄馏分产品中并小幅度地改变了烃物流s10的窄馏分产品的组成，同时完成了脱水、脱不凝气、脱常规气体烃，但是基本不改变分馏塔ut的窄馏分用途或后续加工途径；基于单程型兼用萃取剂jy2的烃物流，进入加氢反应过程和/或同时加工其它烃物流s10的分馏过程ut55联合处理。
183、由于所述问题在大规模煤加氢直接液化整体工艺中普遍存在，且污水流量较大，因此，本发明具有重大的经济价值，具有普遍实用性。
技术实现思路
1、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：
2、污水f10，含芳烃，含或不含酚；
3、兼用萃取剂jy，为1路或2路或多路烃组成不同的萃取剂；
4、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；
5、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；
6、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；
7、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；
8、最终离开萃取过程e100的萃取后污水，用作初级净化水；
9、⑵富兼用萃取剂rjy-x的处理
10、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：
11、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；
12、分馏塔ut，分离出2和或多个窄馏分烃油；
13、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；
14、分馏过程u55的分馏塔ut55，分离出2个和或多个窄馏分烃油。
15、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；
16、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。
17、本发明，通常，⑵在兼用萃取剂再生过程，使用分馏塔ut系统；
18、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；
19、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。
20、本发明，污水f10，可以选自下述物流中的一种或几种：
21、①煤加氢直接液化过程的冷高分酸性水；
22、②煤加氢直接液化过程的冷低分酸性水；
23、③煤加氢直接液化过程生成油的分馏过程的污水；
24、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；
25、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；
26、⑥煤焦油分馏塔的塔顶污水；
27、⑦煤气化过程产生的污水；
28、⑧其它含芳烃、含酚的污水。
29、本发明，⑵单程型兼用萃取剂jy2的来源
30、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；
31、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；
32、单程型兼用萃取剂jy2，可以选自下述物流中的一种或几种：
33、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：
34、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；
35、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；
36、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；
37、②分馏塔t60的塔顶侧线抽出油；
38、③分馏塔t60的中段侧线抽出油；
39、④分馏塔t60的其它烃油产品。
40、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：
41、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：
42、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；
43、至少一部分所述塔顶回流液rfx1用作循环型兼用萃取剂jy1；
44、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；
45、至少一部分所述塔顶回流液rfx2用作循环型兼用萃取剂jy1；
46、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；
47、至少一部分所述塔顶回流液rfx3用作循环型兼用萃取剂jy1；
48、②分馏塔ut的塔顶冷循环回流液；
49、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；
50、③分馏塔ut的中段回流油；
51、④分馏塔ut的其它烃油产品。
52、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：
53、①0.95～0.90g/cm3；②0.90～0.85g/cm3；③0.85～0.80g/cm3；④0.80～0.75g/cm3；
54、⑤＜0.75g/cm3。
55、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：
56、①0.70～0.55wt％；②0.55～0.40wt％；③＜0.40wt％。
57、本发明，通常，⑵任意一路兼用萃取剂jy的astm d-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：
58、①80～130℃；②80～150℃；③80～170℃；④120～180℃；⑤130～180℃；
59、⑥140～180℃；⑦180～230℃；⑧190～230℃；⑨200～230℃；⑩210～260℃；
60、220～260℃；230～260℃；150～260℃；160～250℃；170～230℃。
61、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：
62、①10.0～5.0；②5.0～2.0；③2.0～1.0；④1.0～0.50；
63、⑤0.50～0.10；⑥0.10～0.01。
64、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：
65、①10～20℃；②20～30℃；③30～40℃；④40～50℃；⑤50～60℃；⑥60～80℃。
66、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：
67、①0.0～0.1mpag；②0.1～0.2mpag；③0.2～0.3mpag；④0.3～1.0mpag。
68、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：
69、①为0.90～0.80，即污水f10-x中的烃油的脱除率为10～20wt％；
70、②为0.80～0.70，即污水f10-x中的烃油的脱除率为20～30wt％；
71、③为0.70～0.60，即污水f10-x中的烃油的脱除率为30～40wt％；
72、④为0.60～0.50，即污水f10-x中的烃油的脱除率为40～50wt％；
73、⑤为0.50～0.40，即污水f10-x中的烃油的脱除率为50～60wt％；
74、⑥为0.40～0.30，即污水f10-x中的烃油的脱除率为60～70wt％；
75、⑦为0.30～0.20，即污水f10-x中的烃油的脱除率为70～80wt％；
76、⑧大于0.20，即污水f10-x中的烃油的脱除率大于80wt％。
77、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：
78、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％；
79、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％；
80、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％；
81、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％；
82、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％；
83、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％；
84、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％；
85、⑧＜0.20，即污水f10-x中的常规沸点高于150℃烃油的脱除率＞80wt％。
86、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：
87、①为0.90～0.80，即污水f10-x中的酚的脱除率为10～20wt％；
88、②为0.80～0.70，即污水f10-x中的酚的脱除率为20～30wt％；
89、③为0.70～0.60，即污水f10-x中的酚的脱除率为30～40wt％；
90、④为0.60～0.50，即污水f10-x中的酚的脱除率为40～50wt％；
91、⑤为0.50～0.40，即污水f10-x中的酚的脱除率为50～60wt％；
92、⑥＜0.40，即污水f10-x中的酚的脱除率为＞60wt％。
93、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；
94、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；
95、补充萃取剂2py的操作密度，低于污水f20-x的操作密度；
96、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；
97、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。
98、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：
99、①进入煤加氢直接液化反应过程r10；
100、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；
101、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；
102、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；
103、⑤进入分馏塔ut内；
104、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；
105、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；
106、⑧作为吸收油进入富气脱液化气组分的吸收过程；
107、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。
108、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；
109、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，
110、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。
111、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；
112、补充萃取剂2py的astm d-86馏程的干点＜180℃；
113、补充萃取剂2py的有机氧含量＜0.05wt％；
114、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：
115、①0.30～0.20；②0.20～0.10；③0.10～0.01；
116、补充萃取过程e200的操作温度为20～60℃；
117、补充萃取过程e200的操作压力为0.0～0.3mpag。
118、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：
119、①为0.90～0.80，即污水f10-x中的烃油的脱除率为10～20wt％；
120、②为0.80～0.70，即污水f10-x中的烃油的脱除率为20～30wt％；
121、③为0.70～0.60，即污水f10-x中的烃油的脱除率为30～40wt％；
122、④为0.60～0.50，即污水f10-x中的烃油的脱除率为40～50wt％；
123、⑤为0.50～0.40，即污水f10-x中的烃油的脱除率为50～60wt％；
124、⑥＜0.40，即污水f10-x中的烃油的脱除率＞60wt％。
125、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：
126、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％；
127、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％；
128、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％；
129、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％；
130、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％。
131、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；
132、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。
133、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；
134、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；
135、②下游的萃取段使用萃取剂的astm d-86馏程的干点低于上游的萃取段使用萃取剂的astm d-86馏程的干点；
136、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；
137、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；
138、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。
139、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；
140、萃取段的操作方式，选自下述操作方式中的一种或几种：
141、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；
142、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；
143、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；
144、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；
145、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；
146、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；
147、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；
148、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；
149、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；
150、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；
151、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；
152、⑤静态式内件萃取塔
153、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；
154、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；
155、静态式萃取塔的传质元件，使用塔盘和/或填料；
156、静态式萃取塔，塔盘数通常为3～100块、一般为40～60块塔；
157、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；
158、⑥动态式内件萃取塔
159、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；
160、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；
161、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；
162、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；
163、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；
164、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；
165、转盘转速，通常为10～60转/分钟，一般为20～40转/分钟。
166、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。
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：
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
4.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
17.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
18.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
19.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
20.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
21.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
22.根据权利要求1或16所述方法，其特征在于：
23.根据权利要求1或16所述方法，其特征在于：
24.根据权利要求1或16或23所述方法，其特征在于：
25.根据权利要求1或16或23所述方法，其特征在于：
