酸性水操作规程_0酸性水操作规程_0.doc

酸性水汽提装置操作规程 第一章 工艺技术规程 1.1 装置概况 1.1.1 装置简介 中国蓝星大庆分公司是一个以加工大庆低硫原油为主的燃料型炼厂，原油硫含量低且加工量小，酸性气及酸性水量少且污染物浓度低。现随着工厂原油处理量的不断扩大、掺炼俄罗斯高硫原油量的增加以及环保要求的提高，工厂的酸性水量大大增加，直接排放污水处理场，同时上游DCC、催化装置产生的酸性气直接排入火炬焚烧放空，将带来严重的环境污染问题和安全隐患。因此建设相应的酸性水和酸性气处理设施势在必行。酸性水经过汽提处理后，净化水可作催化电脱盐注水，真正做到化害为利，具有明显的社会效益同时还产生一定的经济效益。 2007年公司投资建设60t/h酸性水汽提系统及酸性气焚烧设施，解决目前污水处理场进水水质硫化氢含量高，解决酸性气直接进火炬焚烧放空所存在的高浓度H2S、SO2对工厂及周边居民所带来的安全隐患。 酸性水汽提系统：采用单塔常压汽提全抽出工艺，该工艺是在低压状态下采用单塔处理酸性水。原料酸性水经脱气、除油后，进入汽提塔的顶部，塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提，酸性水中的H2S、NH3同时被汽提，塔顶酸性气经冷凝、分液后，冷凝液经泵返塔作为回流，含硫含氨酸性气送至酸性气焚烧炉焚烧，塔底即得到合格的净化水，净化水水质满足污水处理场进水水质的要求。 酸性气焚烧系统：采用单火嘴燃烧炉工艺。该工艺是将含氨酸性气与“双脱”清洁酸性气混合，作为一股气流进入一个高强力燃烧火嘴，与进入燃烧器的空气通过空气入口，由一组叶片组成的涡流导流板而产生旋流，酸性气和空气在一个低剪切力区域相互扩散而充分混合燃烧。燃烧温度在1250℃时，酸性气NH3就能被完全被反应转化为H2、N2和H2O，H2S转化为SO2,焚烧后的尾气利用余热锅炉冷却降温至350℃左右，通过烟囱放空。大大减轻了酸性气直接排空对环境造成的污染。 1.1.2 工艺原理 在含硫污水中存在如下化学平衡相平衡：NH4++HS－ （NH3+H2S）液 （NH3+H2S）气，当温度升高时平衡向右移动，即温度升高有利于氨、硫脱出，而H2S比NH3饱和蒸汽压高，在同一压力下，H2S较易脱出，要达到脱除污水中H2S、NH3必须控制能够使氨脱出的温度、压力。 根据此原理含硫污水经与塔底净化水换热达到进塔温度在90℃以上，使硫化氢、氨部分以游离态存在于热进料中自汽提塔27层塔板进入，汽提塔内操作压力控制0.15MPa左右，比进料酸性水水压力低的多，进料污水进塔后由于减压、闪蒸及塔顶抽提作用，H2S、NH3由液相转入气相向塔顶移动。大部分H2S、NH3进入气体上升至塔顶，液相向塔下部移动与塔底上行汽提蒸汽接触，氨、硫化氢被继续汽提至塔顶，自塔顶打入90℃左右回流液，控制塔顶温度在120℃左右，减少塔顶酸性气带水量，提高塔顶酸性气浓度。在塔底由于重沸器的作用，温度控制在129℃左右，NH3、H2S被汽提上行，塔底得到含氨、硫化氢较低的净化水。（NH3≤100ppm，H2S＜50ppm） 1.1.3 工艺流程说明 自DCC装置来的酸性水，进入原料水脱气罐（D1001），脱出的轻油气送至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水先进入原料水罐（T1001A/B）沉降脱油，脱出的轻污油间断自流至地下污油罐（D1004），经地下污油泵（p1004）间断送至催化装置回用。除油后的酸性水经原料水进料泵（P1001A/B）加压，再经原料水—净化水换热器（E1001）换热至90℃，进入汽提塔（C1001）第23层塔盘。塔底用重沸器（E1002）间接加热汽提，以保证塔底温度129℃。汽提塔底净化水与原料水换热后，再经过净化水泵（P1002A/B）加压，经过净化水冷却器（E3403A，B）冷却至40℃,一部分送至装置外回用，一部分，排至污水场。汽提塔顶酸性气由120℃冷凝冷却至90℃后进入塔顶回流罐（D1002），分出的酸性气（温度90℃）送至酸性气焚烧炉（F2001）焚烧；分凝液经塔顶回流泵（P1003A/B）返塔作为回流。 酸性气经酸性气分液罐（ ?）分液后进入F2001，同时自装置外来的清洁酸性气经酸性气分液罐（D001）分液后进入F2001，用鼓风机（P2001A/B）供给焚烧炉所需要的空气。为了保证含氨酸性气焚烧完全，应调节燃料气用量，以保证炉膛温度在1200~1300℃。 为了满足烟囱的防腐要求及钢材允许的操作温度，应确保出炉换热后尾气温度在300~350℃，出炉后的尾气排入烟囱。 原料水罐顶部设置双向水封罐，以密闭有害气体的排放，减轻对操作环境的污染；并配有补氮气线，防止原料水罐负压抽瘪。 1.2 工艺指标 1.2.1原料指标 序号 名称 主要组成ppm 温度℃ 压力Mpa(g) 数量kg/h 1 酸性水 硫化物:4000氨氮:3000 油：545