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CN115215460B - 加氢裂化装置的节水方法及装置 - Google Patents

加氢裂化装置的节水方法及装置 Download PDF

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CN115215460B CN202210962895.1A CN202210962895A CN115215460B CN 115215460 B CN115215460 B CN 115215460B CN 202210962895 A CN202210962895 A CN 202210962895A CN 115215460 B CN115215460 B CN 115215460B
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Abstract

本公开涉及加氢裂化装置的节水方法及装置，提供了一种加氢裂化装置的节水方法，包括：(i)在高压空冷器前加入净化水来脱除氯化铵和硫氢化铵，得到含硫含氨污水从冷高压分离器流出；(ii)得到的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；(iii)得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到净化水；以及(iv)得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；并且，待横流式纳滤微通道分离器连续运行一段时间后，通过净化水从横流式纳滤微通道分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生。还提供了一种加氢裂化装置的节水装置。

Description

加氢裂化装置的节水方法及装置
技术领域
本公开属于纳微颗粒物污水处理技术领域，涉及一种加氢裂化装置的节水方法，适用于炼油厂加氢装置汽提塔净化水的深度脱固。具体地说，本公开提供了一种加氢裂化装置节水的方法及装置。
背景技术
石油是目前世界上使用最为广泛的一次能源，预计到2025年我国一次能源需求将达到54亿吨(t)标准煤，其中化石能源占比81.2％。然而，从原油到实际应用，需要石油精炼行业的参与。加氢裂化是我国重质油轻质化的主要过程之一。但加氢裂化装置汽提工艺中汽提塔产生的净化水几乎所有企业都选择直接进入污水处理厂，造成了极大的水资源浪费。据统计，2018年中国石化炼化企业加工每吨原油的取水量为0.47t、排污水量为0.19t，而世界领先企业加工每吨原油的取水量为0.32t、排污水量为0.07t，因此提高水资源的会用效率势在必行。
根据美国石油学会(API)制定的Design,Materials,Fabrication,Operation,andInspection Guidelines for Corrosion Control in Hydroprocessing ReactorEffluent Air Cooler(REAC)Systems(加氢反应器流出物气冷(REAC)系统中用于腐蚀控制的设计、材料、制造、操作和监测指南)标准(API932-B)，悬浮物含量低于0.2mg/L才能进入高压空冷装置回收利用。而加氢装置因其工艺的特殊性，炼油废水经汽提塔处理后仍然有硫化物及氨氮残留，并且残留浓度很低(1-5mg/L)且粒径非常小(0.1-5μm)的悬浮物，而悬浮物又是主要影响净化水作为高压空冷装置回用水的因素。一方面净化水中的硫化物会腐蚀管道，另一方面细微悬浮颗粒物会对管道产生磨损加大了管道的磨损，降低了管道的安全性。
根据某炼厂相关数据计算发现，若每台汽提塔按照100m3/h流量和8400小时(h)的工作时间来核算，每年大概有8.4×105m3的净化水需要污水处理厂进行处理。因此，回用净化水具有显著的经济效益和社会效益。
中国发明专利公开CN 113045376A、CN 107382654A、CN 107720872A都是关于沸腾床分离器在甲醇制烯烃方面对净化水、急冷水、水洗水的净化和深度处理，很好地解决了甲醇制烯烃方面废水的回收利用。但是在针对污染物浓度低、悬浮物粒径小的分离体系时，特别是0.1μm以下的悬浮物分离，效果并不理想。因此当运用到炼化企业汽提塔净化水回用时，可能造成细微悬浮物无法有效去除，并在循环水系统中累积导致悬浮物含量的急剧上升，造成高压空冷装置堵塞破裂。
中国发明专利公开CN 10750107A涉及炼油汽提净化水的深度除油净化方法，通过陶砂过滤去除粒径大于10μm的悬浮物，再通过两级纤维膜截留大于0.1μm的悬浮物，满足了高压空冷注水的回用。但是此方法的分离周期短，仅有40-52小时，需频繁的进行反冲洗，增加了工作量；另一方面，纤维管式膜的运行成本和后期护理维修成本偏高，经济性低。
中国发明专利公开CN 107321048A涉及用于提高炼厂净化水回用率的装置及该装置的使用方法，其采用两级过滤设施，一级为可切换的两个过滤器一开一备，内部为过滤网金属丝网作为滤芯，过滤精度大于25μm，二级过滤器内置骨架为304不锈钢冲孔滤网和内部过滤袋，过滤精度大于10μm。该方法及装置如果针对汽提塔净化水回用到高压空冷装置，过滤精度显然不够，可能会造成大量的悬浮物堵塞在管道内，产生安全隐患。另一方面，采用过滤孔径小的滤网，极易造成滤网的堵塞，反冲洗不彻底的问题，运行一段时间后，效率降低，需要频繁更换滤网。
中国发明专利公开CN 108314225A涉及改善酸性水汽提塔底回用净化水水质的装置及净化方法，通过设置了三级电渗析装置进行回收利用净化水，大大降低了其中的Cl-和Fe2+浓度。但是电渗析耗电较大，若按满负荷8400小时工作计算，需约8×107千焦能量，却只能处理42000吨水，相当于吨水处理能耗为1900千焦，同样横流式纳滤微通道分离器按50t/h处理量，吨水处理能耗为160千焦。另一方面过程稳定性差，容易出现恶性化同时容易产生结垢。
下表1示出了各种现有技术的分离方法：
表1
因此，本领域迫切需要开发出一种能够克服上述现有技术的缺陷的，更好地去除待分离液中的细微悬浮物的新方法和装置。
发明内容
本公开提供了一种新颖的加氢裂化装置的节水方法及装置，通过在加氢工艺中增加横流式纳滤微通道分离器，去除净化水中的细微颗粒物，以达到高压空冷回用标准(美国API-932B)，减少污水厂处理负担，增加企业的经济效益。该方法有效解决了现有分离方法处理量低、精度低、设备运行周期短、运行费用高的问题。
一方面，本公开提供了一种加氢裂化装置的节水方法，该方法包括以下步骤：
(i)在高压空冷器前加入净化水来脱除氯化铵和硫氢化铵，得到含硫含氨污水从冷高压分离器流出；
(ii)步骤(i)中得到的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；
(iii)步骤(ii)中得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到净化水；以及
(iv)步骤(iii)中得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；并且，待横流式纳滤微通道分离器连续运行一段时间后，通过净化水从横流式纳滤微通道分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生。
在一个优选的实施方式中，步骤(iii)中得到的净化水的固体颗粒含量为1-5mg/L，固体颗粒平均粒径为0.1-5μm；经过步骤(iv)中的横流式纳滤微通道分离器分离后，固体颗粒含量小于0.2mg/L，固体颗粒平均粒径降至0.1μm以下。
在另一个优选的实施方式中，步骤(iii)中得到的净化水的化学需氧量COD为70-100mg/L，经步骤(iv)中的横流式纳滤微通道分离器分离后，COD降至30mg/L以下。
在另一个优选的实施方式中，步骤(iii)中得到的净化水的铁元素和硫元素的百分含量分别为0.3％和0.4％以上，经步骤(iv)中的横流式纳滤微通道分离器分离后，百分含量都降至0.1％以下。
在另一个优选的实施方式中，步骤(iv)中得到的深度净化水返回至加氢裂化装置中的高压空冷器循环利用。
另一方面，本公开提供了一种加氢裂化装置的节水装置，该装置包括：
高压空冷器和与高压空冷器连接的冷高压分离器，用于进行步骤：(i)在高压空冷器前加入净化水来脱除氯化铵和硫氢化铵，得到含硫含氨污水从冷高压分离器流出；
与高压空冷器连接的原料脱气罐，和与原料脱气罐连接的原料水罐，用于进行步骤：(ii)步骤(i)中得到的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；
与原料水罐连接的汽提塔，用于进行步骤：(iii)步骤(ii)中得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到净化水；以及
与汽提塔连接的横流式纳滤微通道分离器，用于进行步骤：(iv)步骤(iii)中得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；并且，待横流式纳滤微通道分离器连续运行一段时间后，通过净化水从横流式纳滤微通道分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生。
在一个优选的实施方式中，所述横流式纳滤微通道分离器包括：筒体、封头、进水管、出水管、反洗液进水管、顶部反洗液出水管、排气口、挡板、水帽、约翰逊网、底部反洗液出水管、旋流器再生器、人孔、卸料口和裙座；其中：
筒体的底部与封头的顶部相接与中心轴线重合，进水管在靠近筒体底部两侧相接，出水管底部与封头顶部相接与中心轴线重合，反洗液进水管顶部在封头底部中心位置相接，顶部反洗液出水管在靠近筒体顶部四周相接与旋流再生器的溢流管连接，排气口在筒体顶部相接，挡板在排气口内部分三层安装，水帽在封头顶部环形安装，约翰逊网底部在封头顶部中心位置外扩相接与中心轴线重合，底部反洗液出口在筒体靠近底部相接，与进水管并列，旋流再生器与出水管同心相接；
所述旋流再生器包括：旋流器柱段、旋流器锥段、旋流器底流管、旋流器溢流管；
人孔在约翰逊网表面贯穿到筒体外表面，卸料口在筒体底部，裙座在封头和筒体的连接部位开始，支撑整个装置。
在另一个优选的实施方式中，所述横流式纳滤微通道分离器采用横向过滤机制，净化水进入横流式纳滤微通道分离器内部，先横向穿过约翰逊网，拦截大于0.1mm的颗粒物；再横向通过填充在横流式纳滤微通道分离器内部的填料，通过填料和细微颗粒物发生碰撞去除粒径小于0.1mm的颗粒物。
在另一个优选的实施方式中，所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为20-100mg/L时，采用填料粒径为0.5-1mm，约翰逊网孔隙为0.5mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L；
所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为5-20mg/L时，采用填料粒径为0.09-0.1mm，约翰逊网孔隙为0.08mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L；以及
所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度小于5mg/L时，采用填料粒径为0.08-0.09mm，约翰逊网孔隙为0.05mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L。
在另一个优选的实施方式中，所述横流式纳滤微通道分离器为间歇性操作，连续运行一定时间后或压力损失达到一定值后，通过新鲜水从横流式纳滤微通道分离器底部进入使填料进行流化沸腾，再通过顶部旋流再生器中形成的旋流场强化微界面振荡增强填料的再生效果，先将反洗液和填料中的细微颗粒物从顶部排出，再将拦截在约翰逊网外的大颗粒物从底部排出分离器，完成反洗操作；横流式纳滤微通道分离器的压力损失为0.2-0.4MPa。
有益效果：
本公开的方法和装置相较于上表1中的沸腾床分离和聚结分离，不仅增加了过流面积，提高了通量，还提高了出水的指标和分离精度，将悬浮物含量降低至0.2mg/L，残余颗粒的粒径更小；相较于膜过滤提高了运行周期且降低了运行费用；相较于滤芯过滤，提高了分离精度，避免了悬浮物堵塞滤网，降低效率；相较于电渗析，分离原理的不同，降低了能耗和运行成本。具体地：
1.分离精度。根据T-E理论模型，减小填料间的孔隙度，能有效增加悬浮物和填料间发生碰撞的概率，因此将填料的尺寸缩小，导致填料间的孔隙度变小，从而进一步缩小微通道的尺寸，提高了分离精度，弥补了原有沸腾床分离器对小于0.1μm悬浮物分离精度低的问题，分离精度从0.5μm提高到0.1μm。
2.通量。采用横向过滤机制，在同等设备体积下，增加了过流面积，提高通量，弥补了原有分离器通量低的问题，同体积下处理量增加了5倍。
3.再生形式。本公开通过横流式纳滤微通道分离器顶部的旋流器中形成的旋流场强化微界面振荡离心力增强填料的再生效果，相比于原有的沸腾床分离器，再生精度更高、再生强度更大、再生效果更彻底。
附图说明
附图是用以提供对本公开的进一步理解的，它只是构成本说明书的一部分以进一步解释本公开，并不构成对本公开的限制。
图1是根据本公开的一个优选实施方式的加氢裂化装置节水的回用方法总体工艺流程示意图。
图2是根据本公开的一个优选实施方式的横流式纳滤微通道分离器的整体结构示意图。
图3示出了本申请实施例1中扫描电镜下进出口悬浮物粒径大小对比。
图4示出了本申请实施例2中扫描电镜下进出口悬浮物粒径大小对比。
图5示出了本申请实施例2中扫描电镜-能谱分析下进出口元素百分含量对比。
图6示出了本申请实施例3中电子显微镜下进出口悬浮物粒径大小对比。
图7示出了本申请实施例3中在300m3/h流量下，长周期运行进出口悬浮物含量对比。
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
本发明的申请人经过广泛而深入的研究后发现，对于流量大、悬浮物含量低、悬浮物粒径小的固液体系，最有效的方法是采用超滤膜进行分离；但是实际运用中，超滤膜过滤装置处理量有限，持续运行时间短，且滤膜反冲洗难度大、不方便，维护成本高；为解决上述问题，即达到较高的处理量和处理效率，采用了横流式纳滤微通道分离器的方法，该方法不仅解决了原有超滤膜处理量低且运行时间短的问题，同时避免了超滤膜过滤方法反冲洗困难的缺陷；并且相比于超滤膜过滤成本更低，能耗更少，运行更可靠，更符合节能减排的宗旨，实现了净化水深度脱固达到API932-B标准。基于上述发现，本发明得以完成。
在本公开的第一方面，提供了一种加氢裂化装置的节水方法，该方法包括以下步骤：
(i)在高压空冷器前加入净化水以脱除氯化铵和硫氢化铵，处理后的含硫含氨污水从冷高压分离器流出；
(ii)步骤(i)中得到的含硫含氨污水进入原料脱气罐，脱出的轻油气送至低压瓦斯系统管网，含硫含氨污水进入原料罐，和常减压污水混合进入原料水罐，进行沉降脱油；
(iii)步骤(ii)中得到的脱气脱油后的含硫含氨污水经原料水泵加压后分为两路进入主汽提塔进行脱硫脱氨，汽提塔顶酸性气经冷却、分液后送至硫磺回收单元；一部分浓度高于99％的粗氨气，送至氨精制塔；汽提塔底净化水与原料水换热后进入净化水罐，得到净化水；以及
(iv)步骤(iii)中得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行进一步分离，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；待分离器连续运行一段时间后，通过净化水从分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生，释放填料间的细微悬浮物及一些填料间堆积的焦粉类物质。
在本公开中，所述净化水的工作温度为40-60℃(例如45℃)，悬浮物为净化水中脱硫脱硝残余及一部分焦粉颗粒，含量为1-5mg/L，平均粒径为0.1-5μm；经横流式纳滤微通道分离器分离后，净化水中的悬浮物含量降至0.2mg/L以下，平均粒径降至0.1μm以下。
在本公开中，净化水的化学需氧量(COD)为70-100mg/L，经横流式纳滤微通道分离器分离后，COD降至30mg/L以下。
在本公开中，净化水中的铁元素和硫元素的百分含量分别约为0.3％和0.4％以上；经横流式纳滤微通道分离器分离后，百分含量都降至0.1％以下。
在本公开中，经深度净化后的深度净化水返回至加氢裂化装置中的高压空冷器循环利用。
在本公开的第二方面，提供了一种加氢裂化装置的节水装置，该装置包括：
高压空冷器和与高压空冷器连接的冷高压分离器，用于进行上述步骤(i)；
与高压空冷器连接的原料脱气罐，和与原料脱气罐连接的原料水罐，用于进行上述步骤(ii)；
与原料水罐连接的汽提塔，用于进行上述步骤(iii)；以及
与汽提塔连接的横流式纳滤微通道分离器，用于进行上述步骤(iv)。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器包括：筒体、封头、进水管、出水管、反洗液进水管、顶部反洗液出水管、排气口、挡板、水帽、约翰逊网、底部反洗液出水管、旋流器再生器、人孔、卸料口和裙座；其中：
筒体的底部与封头的顶部相接与中心轴线重合，进水管在靠近筒体底部两侧相接，出水管底部与封头顶部相接与中心轴线重合，反洗液进水管顶部在封头底部中心位置相接，顶部反洗液出水管在靠近筒体顶部四周相接与旋流再生器的溢流管连接，排气口在筒体顶部相接，挡板在排气口内部分三层安装，水帽在封头顶部环形安装，约翰逊网底部在封头顶部中心位置外扩相接与中心轴线重合，底部反洗液出口在筒体靠近底部相接，与进水管并列，旋流再生器与出水管同心相接；
所述旋流再生器包括：旋流器柱段、旋流器锥段、旋流器底流管、旋流器溢流管；
人孔在约翰逊网表面贯穿到筒体外表面，卸料口在筒体底部，裙座在封头和筒体的连接部位开始，支撑整个装置。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器采用横向过滤机制，净化水进入分离器内部，先横向穿过约翰逊网，拦截大于0.1mm的颗粒物；再横向通过填充在分离器内部的填料，通过填料的吸附截留拦截小于0.1mm的颗粒物。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器采用横向过滤机制，增加过流面积，使分离器的通量比原来的沸腾床分离器同等体积下增加了5倍。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为20-100mg/L时，采用填料粒径为0.1-0.2mm，约翰逊网孔隙为0.5mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为5-20mg/L时，采用填料粒径为0.09-0.1mm，约翰逊网孔隙为0.08mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度小于5mg/L时，采用填料粒径为0.08-0.09mm，约翰逊网孔隙为0.05mm，出口悬浮物含量低于0.2mg/L。
在本公开中，所述横流式纳滤微通道分离器为间歇性操作，连续运行一定时间后或压力损失达到一定值后，通过新鲜水从分离器底部进入使填料进行流化沸腾，再通过顶部旋流再生器中形成的旋流场强化微界面振荡增强填料的再生效果，先将反洗液和填料中的细微颗粒物从顶部排出，再将拦截在约翰逊网外的大颗粒物从底部排出分离器，完成反洗操作；横流式纳滤微通道分离器的压力损失为0.2-0.4MPa。
根据Tufenkji和Elimelech等提出的T-E理论模型，当填料间的孔隙度(θ1)减小时，能够增加污染物在填料中发生的碰撞概率，有利于污染物的去除，因此当缩小填料尺寸时，填料堆积的更加密集，导致填料间的θ1进一步缩小，从而进一步缩小微通道的尺寸，提高了分离精度。相对应，约翰逊网的多孔结构的孔隙度(式中，h1表示约翰逊网每一小段实壁面长度，h2表示约翰逊网孔隙，H2表示约翰逊网未开孔段高度)，不仅使径向过流面积πθ2大于横流式纳滤微通道分离器截面积/>(式中，D表示筒体内径)，提高通量，因此横流式纳滤微通道分离器在保证分离精度的同时，避免了压降的快速上升。
下表2示出了本公开的横流式纳滤微通道分离器与沸腾床分离器的对比：
表2
以下参看附图。
图1是根据本公开的一个优选实施方式的加氢裂化装置节水的回用方法总体工艺流程示意图。如图1所示，新氢和原料油经加热炉21加热后进入加氢反应器22反应后与除盐水一同进入高压空冷器24，再从冷高压分离器25底部流出(气体从冷高压分离器25顶部排出)，产生的含硫含氨污水先进入原料脱气罐26进行脱气，再进入原料水罐27沉降脱油，得到脱气脱油后的含硫含氨污水进入汽提塔28进行脱硫脱氨，得到净化水，最后净化水通过横流式纳滤微通道分离器20进行深度净化后经泵23返回至高压空冷器24实现回用(废水去污水厂)，待分离器连续运行一段时间后，通过净化水从分离器底部进料对内部填料进行反冲洗，实现再生；汽提塔28得到的酸性气液进入酸性气液罐30，得到的酸性水去硫磺；汽提塔28得到的氨去氨精制塔29。
图2是根据本公开的一个优选实施方式的横流式纳滤微通道分离器的整体结构示意图。如图2所示，所述横流式纳滤微通道分离器包括：筒体1、封头2、进水管3、出水管4、反洗液进水管5、顶部反洗液出水管6、排气口7、挡板8、水帽9、约翰逊网10、底部反洗液出水管11、旋流器再生器12、人孔13、卸料口14和裙座15；其中，筒体的底部与封头的顶部相接与中心轴线重合，进水管在靠近筒体底部两侧相接，出水管底部与封头顶部相接与中心轴线重合，反洗液进水管顶部在封头底部中心位置相接，顶部反洗液出水管在靠近筒体顶部四周相接与旋流器溢流管连接，排气口在筒体顶部相接，挡板在排气口内部分三层安装，水帽在封头顶部环形安装，约翰逊网底部在封头顶部中心位置外扩相接与中心轴线重合，底部反洗液出口在筒体靠近底部相接，与进水管并列，旋流再生器与出水管同心相接；所述旋流再生器包括旋流器柱段、旋流器锥段、旋流器底流管、旋流器溢流管；人孔在约翰逊网表面贯穿到筒体外表面，卸料口在筒体底部，裙座在封头和筒体的连接部位开始，支撑整个装置；其中，H代表约翰逊网高度，H1代表约翰逊网开孔段高度，H2代表约翰逊网未开孔段高度，L代表填料堆积宽度(径向填充宽度)，h1代表约翰逊网每一小段实壁面长度，h2代表约翰逊网孔隙。
实施例
下面结合具体的实施例进一步阐述本发明。但是，应该明白，这些实施例仅用于说明本发明而不构成对本发明范围的限制。下列实施例中未注明具体条件的试验方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件。除非另有说明，所有的百分比和份数按重量计。
实施例1：
本实施例为横流式纳滤微通道分离器小试实验装置应用于50m3/h的汽提工艺中净化水分离的侧线实验。
1.设备结构
如图2所示。
2.结构尺寸
如下表3所示。
表3横流式纳滤微通道分离器尺寸
3.运行条件
如下表4所示。
表4运行条件
4.工艺流程
在一个50m3/h的汽提工艺中，按照本发明的办法，采用横流式纳滤微通道分离器的小试实验装置，用于对含有纳微颗粒物的净化水进行深度脱固。
5.实验效果
净化水为固液两相混合物，净化水中含有细微悬浮物，其中水为连续相，悬浮物为分散相介质。实验装置处理量为5m3/h，操作温度为60℃，实验结果如下表5所示。
表5实验结果
从实验结果可以看出，装置对浊度的去除率在90％以上，对COD的去除率在70％以上，实现了净化水的深度净化。
根据实验情况，对进出口的净化水进行抽滤浓缩处理，再通过扫描电镜(SEM)拍摄滤膜受污染情况，观察颗粒形貌和粒径。从图3中可以看出，出口滤膜孔隙堵塞率比进口滤膜低，说明进口颗粒物比出口颗粒物多；另一方面，进口颗粒物粒径比出口颗粒物粒径大。
实施例2：
本实施例为横流式纳滤微通道分离器应用于某炼厂Ⅰ号污水汽提装置，该装置的处理量为120m3/h，分离后净化水悬浮物含量小于0.2mg/L，满足API932-B指标。
1.设备结构
如图2所示。
2.结构尺寸
如下表6所示。
表6横流式纳滤微通道分离器尺寸
3.运行条件
如下表7所示。
表7运行条件
4.工艺流程
在一个120m3/h的汽提工艺中，按照本发明的办法，采用横流式纳滤微通道分离器的工业装置进行工业改造，用于对含有纳微颗粒物的净化水进行深度脱固。
5.实施效果
净化水为固液两相混合物，净化水中含有细微悬浮物，其中水为连续相，悬浮物为分散相介质。装置处理量为120m3/h，操作温度为70℃，实验结果如下表8和表9所示。
表8实验结果
表9粒径指标
从上表8可以看到，浊度的去除率始终维持在90％以上，悬浮物的去除率始终维持在92％以上。另一方面，通过显微镜的拍摄如上表9所示，发现对于0.5μm以上的颗粒杂质完全去除，对0.1-0.5μm的颗粒杂质去除率大于97％，对小于0.1μm颗粒杂质去除率大于90％。实验时，经过三个周期的长期稳定运行，出口固含量始终低于0.2mg/L，满足API932-B标准。
根据实验情况，对进出口的净化水进行抽滤浓缩处理，再通过扫描电镜(SEM)拍摄滤膜受污染情况，观察颗粒形貌和粒径。从图4中可以看出，进口滤膜上残留了许多颗粒状的杂质，粒径范围在0.3μm以上，但是经过分离器的过滤后，滤膜上很干净，颗粒物的残留粒径小于100nm。再通过SEM-EDS的耦合联用，如图5可以看到，铁元素和硫元素的去除率分别为90.31％和97.62％，分离效果明显。
实施例3：
本实施例为横流式纳滤微通道分离器应用于某炼厂Ⅱ号污水汽提装置，该污水汽提装置的处理量为250m3/h。
1.设备结构
如图2所示。
2.结构尺寸
如下表10所示。
表10横流式纳滤微通道分离器尺寸
3.运行条件
如下表11所示。
表11运行条件
4.工艺流程
在一个250m3/h的汽提工艺中，按照本发明的办法，采用横流式纳滤微通道分离器的工业装置进行工业改造，用于对含有纳微颗粒物的净化水进行深度脱固。如图1所示，加氢装置采用除盐水来脱除高压空冷前的氯化铵和硫氢化铵，处理后的含硫含氨污水从冷高压分离器流出；产生的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到45℃的净化水；净化水再通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；待分离器连续运行一段时间后，通过净化水从分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生，释放填料黏附的细微颗粒物及一些填料间堆积的焦粉类物质。
5.实验效果
净化水为固液两相混合物，净化水中含有细微悬浮物，其中水为连续相，悬浮物为分散相介质。工业装置处理量为250m3/h，操作温度为45℃，实验结果如下表12和表13所示。
表12实验结果
表13粒径指标
从表12可以看出，分离器对净化水浊度的去除率在90％以上，对COD的去除率在70％以上。另一方面，通过显微镜的拍摄如上表13，发现对于0.5μm以上的颗粒杂质完全去除，对0.1-0.5μm的颗粒杂质去除率大于91％，对小于0.1μm颗粒杂质去除率大于90％。
图6是在分离器进出口的采样。进口样品非常的浑浊，出口样品很清澈，满足指标；再分别对进出口的净化水进行电子显微镜的拍摄，观察分离前后颗粒形貌和粒径的变化。从图6可以看到，分离前的净化水中含有很多颗粒状大小不一的悬浮物等，而分离后的净化水残余颗粒小于0.1μm。
如图7所示，在流量为250m3/h的工况下连续运行500个小时，进口平均浊度为59NTU，出口平均浊度为3.42NTU，去除率为94.20％，经过两个周期的长期稳定运行，出口固含量始终低于0.2mg/L，满足API932-B的标准，实现了净化水的深度净化，得以重复利用。改造后对炼厂产生了经济效益和社会效益如下表14所示。
表14效益分析(以单台一年运行8400小时计算)
上述所列的实施例仅仅是本公开的较佳实施例，并非用来限定本公开的实施范围。即凡依据本申请专利范围的内容所作的等效变化和修饰，都应为本公开的技术范畴。
在本公开提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本公开的上述讲授内容之后，本领域技术人员可以对本公开作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。

Claims (7)

1.一种加氢裂化装置的节水装置，该装置包括：
高压空冷器（24）和与高压空冷器（24）连接的冷高压分离器（25），用于进行步骤：（i）在高压空冷器前加入净化水来脱除氯化铵和硫氢化铵，得到含硫含氨污水从冷高压分离器流出；
与高压空冷器（24）连接的原料脱气罐（26），和与原料脱气罐（26）连接的原料水罐（27），用于进行步骤：（ii）步骤（i）中得到的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；
与原料水罐（27）连接的汽提塔（28），用于进行步骤：（iii）步骤（ii）中得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到净化水；以及
与汽提塔（28）连接的横流式纳滤微通道分离器（20），用于进行步骤：（iv）步骤（iii）中得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；并且，待横流式纳滤微通道分离器连续运行一段时间后，通过净化水从横流式纳滤微通道分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生，
其中，所述横流式纳滤微通道分离器包括：筒体（1）、封头（2）、进水管（3）、出水管（4）、反洗液进水管（5）、顶部反洗液出水管（6）、排气口（7）、挡板（8）、水帽（9）、约翰逊网（10）、底部反洗液出水管（11）、旋流器再生器（12）、 人孔（13）、卸料口（14）和裙座（15）；其中：
筒体的底部与封头的顶部相接与中心轴线重合，进水管在靠近筒体底部两侧相接，出水管底部与封头顶部相接与中心轴线重合，反洗液进水管顶部在封头底部中心位置相接，顶部反洗液出水管在靠近筒体顶部四周相接与旋流再生器的溢流管连接，排气口在筒体顶部相接，挡板在排气口内部分三层安装，水帽在封头顶部环形安装，约翰逊网底部在封头顶部中心位置外扩相接与中心轴线重合，底部反洗液出口在筒体靠近底部相接，与进水管并列，旋流再生器与出水管同心相接；
所述旋流再生器包括：旋流器柱段、旋流器锥段、旋流器底流管和旋流器溢流管；
人孔在约翰逊网表面贯穿到筒体外表面，卸料口在筒体底部，裙座在封头和筒体的连接部位开始，支撑整个装置；
其中，所述横流式纳滤微通道分离器采用横向过滤机制，净化水进入横流式纳滤微通道分离器内部，先横向穿过约翰逊网，拦截大于0.1 mm的颗粒物；再横向通过填充在横流式纳滤微通道分离器内部的填料，通过填料和细微颗粒物发生碰撞去除粒径小于0.1 mm的颗粒物；
其中，所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为20-100 mg/L时，采用填料粒径为0.5-1 mm，约翰逊网孔隙为0.5 mm，出口悬浮物含量低于0.2 mg/L；
所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度为5-20 mg/L时，采用填料粒径为0.09-0.1 mm，约翰逊网孔隙为0.08 mm，出口悬浮物含量低于0.2 mg/L；以及
所述横流式纳滤微通道分离器进口悬浮物浓度小于5 mg/L时，采用填料粒径为0.08-0.09 mm，约翰逊网孔隙为0.05 mm，出口悬浮物含量低于0.2 mg/L。
2. 如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述横流式纳滤微通道分离器为间歇性操作，连续运行一定时间后或压力损失达到一定值后，通过新鲜水从横流式纳滤微通道分离器底部进入使填料进行流化沸腾，再通过顶部旋流再生器中形成的旋流场强化微界面振荡增强填料的再生效果，先将反洗液和填料中的细微颗粒物从顶部排出，再将拦截在约翰逊网外的大颗粒物从底部排出分离器，完成反洗操作；横流式纳滤微通道分离器的压力损失为0.2-0.4 MPa。
3.一种利用权利要求1所述的装置的加氢裂化装置的节水方法，该方法包括以下步骤：
（i）在高压空冷器前加入净化水来脱除氯化铵和硫氢化铵，得到含硫含氨污水从冷高压分离器流出；
（ii）步骤（i）中得到的含硫含氨污水先进入原料脱气罐，进行脱气后再进入原料水罐，进行沉降脱油；
（iii）步骤（ii）中得到的脱气脱油后的含硫含氨污水加压后进入汽提塔进行脱硫脱氨，得到净化水；以及
（iv）步骤（iii）中得到的净化水通过横流式纳滤微通道分离器对净化水进行深度净化，以去除其中夹带的细微颗粒物和焦粉类物质；并且，待横流式纳滤微通道分离器连续运行一段时间后，通过净化水从横流式纳滤微通道分离器底部进入，对床层填料进行反洗再生。
4. 如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤（iii）中得到的净化水的固体颗粒含量为1-5 mg/L，固体颗粒平均粒径为0.1-5 µm；经过步骤（iv）中的横流式纳滤微通道分离器分离后，固体颗粒含量小于0.2 mg/L，固体颗粒平均粒径降至0.1 µm以下。
5. 如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤（iii）中得到的净化水的化学需氧量COD为70-100 mg/L，经步骤（iv）中的横流式纳滤微通道分离器分离后，COD降至30 mg/L以下。
6.如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤（iii）中得到的净化水的铁元素和硫元素的百分含量分别为0.3%和0.4%以上，经步骤（iv）中的横流式纳滤微通道分离器分离后，百分含量都降至0.1%以下。
7.如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤（iv）中得到的深度净化水返回至加氢裂化装置中的高压空冷器循环利用。
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