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1、 一、装置概况 1.2装置变动、改造情况 2002年9月酸性水汽提E3411A/B热源改用重整装置热载体：自重整装置F201、F601出口总管引热载体至酸性水汽提E3411A/B替代1.0MPa蒸汽。E3411AB用热载体时换热面积不够，汽提塔底新增设两个塔底重沸器E3411C/D。2002年9月施工完毕，在2002年10月18日投用T3401A汽提塔底的两个重沸器，2002年10月24日投用T3401B塔底的1个重沸器E3411B，投用效果良好。（改造前蒸汽用量20t/h，改造后2t/h 每年节约蒸汽约14万吨）2002年9月酸性水罐、原料罐间加平衡线：在原料水罐及酸性水罐间加平衡线,相应的
2、增加排油观察液面计、T3402排液线由入V3402A改入V3402B等。酸性水罐V3402A高液位操作，既保证了酸性水足够的沉降脱油时间，又可以起到缓冲罐的作用。（原有螺杆泵和除油器停用）效益分析：方便操作，节省电耗，节省螺杆泵的维修费用。每年可节电18万KWH。减少了对除油器的维护减低劳动强度。2003年7月汽提塔底重沸器E3411AB更换白钢芯子，净化水程增加切断阀门。8月份E3411B芯子更换完毕，在9月更换E3411A芯子完毕。2004年酸性水汽提装置塔底重沸器在用的是E3411AB，热源采用的是重整装置的热载体。E3411CD闲置重沸器的热料程已经加盲板与E3411AB隔离，考虑到重
3、整热载体中断时，装置全部停工对外部影响较大，污染环境，我装置将E3411CD改为单独用蒸汽做热源的重沸器，可以作为热载体的备用热源，在对操作影响不大的前提下，可以互相切换。2004年10月完工后投用：塔底热源由蒸汽改为用热载体。切换对装置操作影响不大，方便生产2006年实施技措新增污油回炼至一套ARGG的线,实现了密闭脱液。减小了对环境的污染。（原排油线至地下污油罐送至油品）2007年更换了原料水罐，并将酸性气密闭脱液线、安全阀卸压线改为两罐共用。V3402B增加了一个水封罐和脱硫剂罐。这样可以使两个罐都可单独操作，方便生产。2007增加原料水罐停工用倒罐流程。（停工罐内存水可倒入另一个罐，避
4、免了停工期间直排污水）1.3装置特点 采用单塔加压侧线抽出汽提工艺，侧线抽出的富氨气经过分凝、精制、压缩得到副产品液氨，此液氨大部分作为化工原料；另有一部分配置成氨水，供公司其它装置使用（一、二套常减压装置、一、二套ARGG装置和硫磺回收装置使用）；塔顶酸性气作为硫磺回收装置的原料，回收硫磺；汽提后的净化水一部分可回用于公司其它装置（一、二套常减压装置电脱盐注水等），其余部分排入公司含油污水管网。本装置设一套脱气、除油设施，酸性水汽提部分采用两套单塔并列操作，共用一套分凝、氨精制、氨压缩的流程。可根据原料水量的变化进行灵活操作，保持长周期运转，得到高质量的产品。.1.4 原料及产品 a)酸性水
5、自180万吨/年ARGG、100万吨/年ARGG、加氢改质、异构脱蜡及产品精制来，进装置压力0.3MPa(表压,温度40)。b）净化水一部分送至常减压装置作为电脱盐注水（温度50，压力0.4MPa），其余排至含油污水管网。c）酸性气至硫磺回收装置生产硫磺（温度40，压力0.05Mpa）。d）产品液氨由液氨泵送至液氨罐区（温度40，压力2.0Mpa）。e）原料水脱气罐脱出的轻油气排至火炬系统（温度40，压力0.05Mpa）。f）轻污油用泵间断送至一套ARGG温度40，压力0.28Mpa）。二 工艺原理 本装置是采用塔底热源加热汽提的方法处理石油加工过程中生成的含硫含氨污水，把污水中的硫化氢和氨汽
6、提出来，从而使污水得以净化，同时回收氨，达到消除污染，化害为利，综合利用的目的。污水中主要有H2S、NH3、CO2，另外NH4HS、NH4HCO3、等在污水中以电离状态存在，成为一种弱酸和弱碱的盐，这些盐在进行水解反应时，形成了游离的H2S、NH3和CO2，而这些游离的H2S、NH3、CO2又根据不同的溶解度，从液相挥发到气相，形成一个化学电离和相平衡共存的体系，用在综合反应方程式表示：NH4+HS-（NH3+H2S）液 （NH3+H2S）气NH4+HCO3-（NH3+CO2）液 （NH3+CO2）气当温度升高时，上述水解反应的化学平衡常数KH值增大，使化学平衡向生成游离的氨和硫化氢方向移动，
7、氨和硫化氢的游离的分子增多，同时由于温度升高，氨和硫化氢在水中的溶解度降低，相平衡分压增大，促使从液相转入气相，为此在污水处理过程中采用蒸汽加热提高温度，把硫化氢和氨汽提出来，又根据氨和硫化氢在低温状态下溶解度不同，氨的溶解度远远大于硫化氢的溶解度，为此在汽提塔的顶部加入温度较低的吸收水，就可以把NH3吸收下来，使它溶解于液相中，顶部得到含氨很小的酸性气体，由于上述汽提过程中，在塔的中部形成了一个氨高浓度区，这样从塔的侧线17层引出气相，经三级冷凝得到了较高浓度的气氨。气氨中含有少量的硫化氢以及酚等其它杂质，在气相中硫化氢浓度很低的情况下，控制液相中有较高的氨与硫化氢分子比，促使：NH3+H2
8、SN H4HS的反应向右进行，不断提高氨的浓度，同时降低温度，增大反应的平衡常数KH值，促使硫化氢和氨充分结合生成硫化氢氨，为此控制塔内的温度和保持液相中氨与硫化氢高分子比的条件下，通过循环洗涤，则硫化氢吸收“固定”在循环液中，使气相中的硫化氢和水不断地除去，从而得到高浓度的气氨，气氨经压缩冷却成为液氨产品。三.工艺流程自原公司各装置两套ARGG装置、加氢改质装置、异构脱蜡装置来的酸性水，进入原料水脱气罐（V3401），脱出的轻油气送至催化火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水罐（V3402A）沉降脱油，再经平衡线进入原料水罐（V3402B）。自原料水罐脱出的轻污油自流至地上污油罐（V3404B）
9、，经污油泵（P3410）间断送至一套ARGG回炼。除油后的酸性水经原料水泵（P3401A,B,C）加压后分两路进入主汽提塔（T3401）；其中一路经冷进料冷却器（E3401A,B）冷却后进入主汽提塔顶填料段上部，另一路经原料水净化水一级换热器（E3403）、一级冷凝冷却器（E3405）和原料水净化水二级换热器（E3404AF），分别与净化水、侧线气换热至150左右，进入主汽提塔的第一层塔盘。塔底用1.0Mpa蒸汽（或热载体）通过重沸器（E3411）供热。侧线气由主汽提塔第17层塔盘抽出，经过三级冷凝冷却（第一级为与原料水换热冷却，第二、三级为循环水冷却）和三级分凝后，得到高浓度的粗氨气，再经富
10、氨气氨冷器（E3414）冷却至10送至氨精制系统；一、二级分凝液经冷却后，与三级分凝液合并进入原料水罐（V3402A）；汽提塔底净化水与原料水换热后，经过净化水空冷器（E3409AD）、净化水冷却器（E3410A,B）冷却至40，进入净化水罐（V3406），部分净化水经净化水泵（P3407A,B）加压后送至上游装置回用（常压装置电脱盐注水等），其余排至含油污水管网；汽提塔顶酸性气经冷却、分液后送至硫磺回收单元(硫磺回收未开工时送至丙烯腈装置焚烧炉)，事故状态设专线至火炬。（三条线）原料水罐、氨水罐顶部设置水封，减轻对操作环境的污染。（压力高或氨水浓度过大会突破水封）开工初期，净化水可通过开工循
11、环线（管WW3411）返至原料水罐，实现内部循环，直到净化水合格为止；当两个原料水罐无法同时进行检修时可以互相切换单独使用。3.2 氨精制部分自三级分凝器（V3409）来的富氨气，进入氨精制塔（T3402）塔底，用塔底浓氨水洗涤氨气中的硫化氢，含硫氨水间断排入原料水罐。氨精制塔温度由液氨储罐（V3416A,B）来的液氨通过节流蒸发来控制，以维持-100的操作温度。塔顶氨气经分液后进入吸附器（V3411A,B）吸附脱硫，进一步除去硫化氢、水分等杂质，再经过氨气过滤罐（V3412A,B）进入氨压缩机（C3401A,B,C）。压缩机出口的氨气经氨油分离器（V3413）分油后，进脱硫反应（R3401A
12、,B）精脱硫，再经氨冷凝器（E3413A,B）冷凝成液氨，液氨经袋式过滤器（FI3404AB）除油后，自流进入液氨储罐（V3416A,B），产品液氨压送至储氨罐（V3417）储存，定期用液氨泵（P3408A,B）送至公司液氨罐区。正常生产时，经氨精制后的气氨，可抽出一部分经氨水混合器（MI3401），用除盐水（现已改为净化水）吸收配制成3%（或20）的氨水，由氨水泵（P3403A,B）送至一、二套ARGG装置和一、二套常减压装置。两台吸附器（V3411AB）和两台脱硫反应器（R3401AB）均可既为单独操作，也可串联操作。当氨精制系统中液氨储罐出现紧急事故时，液氨可通过紧急泄氨器（V3415）
13、用新鲜水稀释后，排至原料水罐。四.工艺指标1.原材料指标 酸性水：硫化氢 1941mg/l 至4350 mg/l 氨 2626 mg/l 至4230 mg/l 2.半成品、成品指标 净化水：硫化氢含量100 mg/l 氨含量150 mg/l 液 氨：纯度99.6%，水份含量0.4%油含量50ppm，硫化氢5ppm（可作为工业用液氨）酸性气：氨0.5%，硫化氢及二氧化碳99%（V）3.主要操作条件 名 称数 值单 位汽提塔顶温 55汽提塔11层塔盘液相温度 130汽提塔塔底液相温度1603酸性水热进料温度1401017层侧线气抽出温度15010汽提塔顶压力0.50.05MPa汽提塔底液位3070
14、%原料水脱气罐压力 0.1MPa原料罐液位3070%氨精制塔顶温度-105三级冷凝冷却器温度 10304.主要能耗用量新鲜水设计用量实际用量新鲜水51.4t/h0.8t/h循环水520.6t/h388.4t/h除盐水10.1t/h0.04t/h电2589080KWh/年966148KWh/年蒸汽33t/h1.2t/h一、岗位操作原则1.酸性水汽提岗位操作原则严格执行汽提岗位的工艺操作指南，按工艺卡片规定的参数操作，在平稳操作中发现不平稳因素，重点注意汽提塔塔底温度的变化，侧线抽出温度及汽提塔塔顶温度的变化，出现变化及时调整。做好本岗位工艺设备及相关工艺管线巡检和日常维护工作，特别是加强重点设备
15、和部位的检查，严格做好交接班制度和数据的原始记录。系统出现波动要及时汇报和处理，确保装置“安、稳、长、满、优”运行。液面是系统物料平衡的集中表现，塔底液位、原料水罐液位的变化，直接影响着装置处理能力和产品质量。汽提操作是一种动态操作，针对不同的处理量，不同的原料组分，应有不同的操作参数组，应根据情况的改变，及时调整。在相同塔设备的条件下，压力、进料量和进料组成一定时，通过汽化、冷却，得以分离需要的最少热量值是一定的。而在实际生产中，所提供的热量要大于这一热值，才能使每层塔盘上的传质传热过程进行的充分，多余的那部分热量由侧线泠凝液换热器取走，这部分过剩热量的大小决定了操作能耗的大小，也直接影响原
16、料水罐液位的变化。在操作中，能保证产品质量的情况下，尽量减少过剩热量，以便提高一次性处理率。汽提岗位负责汽提塔的正常操作，酸性水泵的运行，各冷换设备正常运行。负责本岗位的开停车及事故处理，根据产品质量要求，生产出合格的净化水，做好交接班记录和原始数据记录，保证整个装置的安全平稳运行。汽提的目的是将含硫污水中的硫化氢和氨提取出来，保证污水达到环保排放标准。汽提岗位操作把握三条原则：物料平衡、气液平衡和热量平衡的原则；定性参数轻易不要改变，利用定量参数来调节的原则。在稳定物料平衡的基础上，调节塔的热量供给和热量分布，确保产品的合格。在正常操作中，应稳定塔顶压力、塔顶温度、塔底液位及侧线气抽出量来调整产品质量 温度是系统热平衡和物料平衡的关键因素，要想保持系统的平衡操作，就要严格控制好各点的温度。尤其是侧线各冷换设备的冷却温度，保证在每一级冷凝脱液过程中，效果最好。压力控制的平稳与否直接影响产品质量、系统的热平衡和物料平衡，甚至威胁装置的安全生产。对塔压力进行调整时，要进行全面分析，尽力找出影响塔压的主要因素（一般情况下主要有：塔底热源，侧线抽出量，原料组变化，氨压机的工况的变化等），进行准
