酸性水汽提工艺是对炼化企业常减压、催化裂化、加氢裂化、延迟焦化等装置产生的酸性水进行处理的工艺，该工艺对保护环境和节能减排起到重要作用[1]。本文介绍了现有的酸性水汽提工艺的主要特点，指出了现有工艺存在经汽提后的净化水作为回用水时带碱及被过度汽提等问题，提出了一种流程简单、操作方便的带液相侧线抽出的汽提方法。该方法不但提高了回用净化水的质量，还可大幅度降低装置能耗。
目前，酸性水汽提工艺主要有双塔加压、单塔加压侧线抽出及单塔低压全抽出汽提[2]。
双塔加压汽提工艺设有H2S汽提塔和氨汽提塔两个塔，两塔的操作压力分别为0.5~0.7 MPa、0.1~0.3 MPa。H2S汽提塔塔顶的酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，塔底的含NH3半净化水再进入氨汽提塔。氨汽提塔塔顶的富氨气体经二级降温分凝、脱硫、压缩、冷凝后制成液氨。该工艺流程复杂，投资和能耗最高，蒸汽单耗高达230~280 kg/t(酸性水)，一般仅用于原料水中H2S和NH3浓度很高的场合。
单塔加压侧线抽出汽提工艺利用H2S的相对挥发度比NH3高的特性，首先将H2S从汽提塔的上部汽提出去并送至硫磺回收装置，液相中的NH3及剩余的H2S在汽提蒸汽作用下，在汽提塔下部被驱除到气相，并在塔中部形成NH3/H2S物质的量比较高的富氨气体，这部分富氨气体在汽提塔的侧线被抽出，采用三级降温、降压并分凝的措施获得较高纯度气氨，经精制、冷凝和压缩制成液氨。该工艺汽提塔的操作压力为0.6~0.7 MPa，且与双塔加压汽提工艺没有本质上的区别，只是将双塔汽提流程中的H2S汽提塔和氨汽提塔重叠在一个塔内实现两个塔的功能。与双塔加压汽提比较，投资可减少20%~30%，蒸汽节约30%~40%，蒸汽单耗为150~200 kg/t(酸性水)。
单塔低压汽提工艺将H2S和NH3一同汽提出来并送至硫磺回收装置。该工艺汽提塔的操作压力仅为0.1 MPa左右。该工艺与上述工艺的主要区别在于不回收NH3。回收NH3的主要目的有两个：①过去硫磺回收装置烧嘴设计水平不高时，NH3在酸性气反应炉内不能完全分解，造成未反应的NH3与H2S在后续管路中结盐腐蚀、堵塞管路，严重时可导致停车。因此，需要将酸性气中的NH3分离出去后再送往硫磺回收装置；②炼化企业内部有用户可以消化液氨或所在地有液氨销路。
近年来，硫磺回收技术水平已大幅提高，很多先进技术都可以将酸性气中的NH3在反应炉内完全分解，从硫磺回收装置原料规格的角度考虑不再需要将酸性气中的NH3分离；另外，酸性水中可回收的NH3量相对较小，制成的液氨质量往往较差，不易找到合适的用户。基于以上原因，单塔低压汽提工艺正被国内外越来越多地采用[3]。该工艺在目前所有工艺中投资和能耗最低，蒸汽单耗为140~180 kg/t(酸性水)。
经汽提后的净化水常被用作其他装置的注水。实践证明，用净化水代替新鲜水作为常减压电脱盐注水，电脱盐后原油中盐及水含量基本相同；采用净化水代替软化水作为催化裂化装置富气水洗水，对富气质量没有明显影响。净化水的回用可节约大量新鲜水和软化水，降低污水处理场的负荷，在解决环保问题的同时也为企业增加了可观的经济效益[3]。
然而，一些装置如催化裂化、延迟焦化等产生的酸性水，除游离氨外，还有一部分氨氮是以固定铵形式存在。所谓固定铵是指以强酸根如SO42-、S2O32-、HSO3-、Cl-等和NH4+结合形成的铵盐。这部分固定铵采用常规汽提很难被脱除掉，即使增加汽提蒸汽量和汽提塔塔板数，也几乎没有效果，致使净化水中氨氮含量偏高，使总氨含量无法降低到预期的水平，加重了后续氨处理的负担。
去除固定铵普遍采用的方法是向汽提塔内加碱。以SO42-为例，在酸性水体系中铵离子存在以下平衡：
当向汽提塔内加碱时，OH-浓度增加，平衡向右移动，达到去除固定铵的作用。
中国专利CN 1205983《一种处理炼油厂酸性污水多段汽提方法》也指出，随着原油加工深度的提高及原油性质的变化，酸性水中固定铵(如硫酸铵、氯化铵等)含量大幅度提高，这种铵盐靠单纯的热汽提难以从水中脱除。净化水所含总氨中有50%~80%是以固定铵形式存在的，即当净化水中总氨的质量浓度为50~400 mg/L时，其中固定铵的质量浓度为30~300 mg/L。采用往汽提塔内加碱是一条有效的措施，可将汽提净化水中总氨的质量浓度降至20 mg/L以下[4]。
净化水作为常减压电脱盐用水时，如碱液浓度过高，会使原油乳化严重，电脱盐罐内油水界面不明显，脱后原油中盐和水的质量浓度超标；含碱净化水送往加氢装置还可能会引起加氢和后续装置催化剂中毒。回用水带碱问题已严重影响并限制了净化水的使用，为保证净化水的回用质量，就必须控制其中碱液含量。
酸性水的单位能耗和汽提工艺的选择有很大关系，目前3种汽提工艺的单位能耗从高到低的顺序依次为双塔加压、单塔加压侧线抽出和单塔低压汽提。就能耗最低的单塔低压汽提工艺而言，蒸汽单耗也达到140~180 kg/t(酸性水)，能量消耗可观。
酸性水汽提工艺能耗较高的一个重要原因是部分净化水作为回用水时被过度汽提了。目前，随着对环保要求的日益严格，多数炼化企业要求汽提后的净化水中ρ(NH3)≤50 mg/L、ρ(H2S)≤20 mg/L。然后，再根据炼化企业的实际情况设置多条出装置线，分别用于常减压、加氢精制等装置注水回用，其余排至污水处理场。但各装置对净化水的回用要求各不相同，如加氢裂化装置注水后产生的酸性水中NH3的质量浓度较高，一般大于10 000 mg/L[5]，故将NH3质量浓度为200~300 mg/L的净化水作为加氢裂化注水，对装置操作基本不会造成影响，而将NH3质量浓度为50 mg/L甚至更低的净化水作为该装置注水，净化水的质量指标远高于所需要的指标，酸性水被过度汽提，从而造成了不必要的能量浪费。
采用液相侧线抽出的方法可保证在回用净化水中不含碱液的前提下降低装置能耗。如图 1所示，自上游各装置来的酸性水经混合、脱气、除油、均质、升压后，再经酸性水-净化水换热器(7)与酸性水汽提塔(1)来的净化水换热到80~85 ℃，进入酸性水汽提塔(1)的第4层塔盘(从上向下数，下同)。酸性水汽提塔(1)的塔顶、塔底温度分别控制在110~120 ℃、125~136 ℃，塔顶、塔底压力分别控制在0.12~0.16 MPa、0.17~0.20 MPa。塔顶酸性气经汽提塔塔顶冷凝器(2)冷凝冷却至85~90 ℃后进入汽提塔顶回流罐(3)，分出的酸性水由汽提塔顶回流泵(4)升压后作为回流，分出的含氨酸性气作为产品送至硫磺回收装置。塔釜净化水经净化水泵(6)抽出，再经酸性水-净化水换热器(7)与酸性水换热至60~65℃，最后经净化水冷却器(8)冷却至40 ℃后送至污水处理场。汽提塔塔底重沸器(5)为汽提提供热源，加热介质为0.6~1.0 MPa蒸汽。
目前，一般要求经汽提后的净化水中的ρ(NH3)≤50 mg/L、ρ(H2S)≤20 mg/L。与H2S相比，NH3更难脱除，是控制组分，即当净化水中的NH3指标合格时，H2S指标必然合格。塔底净化水满足污水处理场所要求的指标可根据实际情况进行修改而不影响本方法的使用。值得一提的是，该指标越苛刻，净化水作为回用水被过度汽提的程度也越大，采用本方法所获得的节能效果也越明显，优势也越大。
酸性水汽提塔(1)的塔板数设定为56块，自第39~43块塔板抽出1#无碱回用水，控制其中NH3、H2S质量浓度分别为200~300 mg/L和20~25 mg/L。由于加氢裂化装置注水后产生的酸性水中NH3、H2S质量浓度很高、催化裂化装置富气水洗水呈弱碱性有利于对H2S等酸性物质的吸收，上述指标满足这些装置回用水要求，故1#无碱回用水可由1#无碱回用水升压泵(10)升压并经1#无碱回用水冷却器(11)冷却到40 ℃后作为这些装置的回用水；自第45~49块塔板抽出的2#无碱回用水中NH3、H2S含量较低，分别控制在100~150 mg/L、15~20 mg/L，可用做常减压或加氢精制等装置的回用水，由2#无碱回用水升压泵(13)加压到界区所需要的压力，再经2#无碱回用水冷却器(14)冷却(电脱盐注水可不经冷却)到40 ℃后送出装置；碱液经碱液注入泵(15)升压后注入酸性水汽提塔(1)，铵离子得以解离以氨的形式从水中分离。碱液注入点要选择靠近塔底的塔板位置，因为绝大部分的H2S已在其上方的塔板中脱除，碱液的注入不会使其与H2S反应造成塔底硫含量超标；但注碱位置又不能过低，否则铵离子解离出的NH3得不到充分的汽提。本文根据酸性水汽提的这一特性，确定第51块塔板附近为碱液注入位置。
由于重沸器凝结水中不含NH3、H2S，可将源于汽提塔塔底重沸器(5)的部分蒸汽凝结水接至1#或2#无碱回用水管线上，通过设在1#无碱回用水线管线上的调节阀(16)和设在凝结水管线上的调节阀(17)分别调节两者流量，就相当于调节了1#无碱回用水线中的NH3、H2S含量。同理，也可通过调节阀(18)和调节阀(19)来调节2#无碱回用水线中的NH3、H2S含量，进一步降低回用水中杂质含量或降低汽提苛刻度，增加装置操作灵活性。
另外，也可根据实际需要，将前述的2条侧线抽出改为1条侧线抽出，此时酸性水汽提塔的塔板数由原来的56块降为51块；其他操作条件均保持不变。
拟采用常规的单塔低压全抽出工艺与本文所述带液相侧线抽出的工艺进行比较。用于比较的原料性质见表 1。当采用常规工艺时，酸性水经脱气、除油后与汽提塔塔底净化水换热至96 ℃，然后进入酸性水汽提塔的第6~8块塔盘。汽提塔塔底用1.0 MPa蒸汽作为重沸器的热源。塔顶酸性气经汽提塔塔顶冷凝器冷凝、冷却至90 ℃后进入汽提塔塔顶回流罐，分出的酸性水全部回流，气相部分在塔顶压力控制下送出装置。汽提塔塔底净化水经酸性水-净化水换热器与酸性水换热后由净化水泵抽出，再经净化水水冷器冷却至40 ℃，在塔底液位控制下部分送至常减压装置，部分送至加氢裂化装置回用，剩余部分送到污水处理场。由于酸性水原料中存在大量的固定铵，需在酸性水汽提塔下部注入碱液。
由于酸性水原料中NH3、H2S等组分在Aspen Plus中均有完整的物性数据，且实践证明酸性水汽提装置的模拟数据与实际操作数据高度契合[6-7]，故本文采用Aspen Plus模拟进行研究及应用比较。当采用常规的单塔低压全抽出工艺时，其产品性质见表 1。
当采用本文提供的方法进行处理时，其产品性质见表 2。
两种工艺的原料量和性质(见表 1和表 2的原料列)完全相同。但产品中，常规工艺回用水中Na+的质量浓度为115 mg/L，而带液相侧线抽出工艺中Na+的质量浓度为0，其回用水品质高于常规工艺的品质。
两种工艺公用工程消耗简要对比见表 3。
从表 3可以看出，带液相侧线抽出工艺与常规工艺相比，尽管设备投资略高，但两者蒸汽单耗分别为13.761 kg/t(酸性水)和16.853 kg/t(酸性水)，循环水单耗分别为3.77 t/t(酸性水)和5.27 t/t(酸性水)，前者明显低于后者；在总能耗上，前者较后者大幅度降低了28.45%，节能效果明显。
鉴于目前存在的回用净化水带碱和被过度汽提问题，本文从酸性水汽提装置的工艺特点出发，探讨了一种带液相侧线抽出的酸性水汽提方法。在酸性水汽提塔下部位置自上而下依次设置1#无碱回用水线、2#无碱回用水线、碱液注入线。根据净化水不同的回用质量要求，采用不同的汽提深度，避免不必要的汽提蒸汽浪费，从而达到在保证回用净化水中不含碱液的同时降低能量消耗的目标。
2015, Vol. 44 Issue (6): 116-121
2015, Vol. 44 Issue (6): 116-121