炼油厂酸性水汽提装置的技术改进

炼油厂酸性水汽提装置的技术改进

时间：2011-03-11 11:16:30.0 作者：网络 来源：网络转摘

炼油厂加工含硫原油时，一次加工装置和大部分二次加工装置都要产生并排出酸性水，由于酸性水不仅含有较多硫化物和氨，同时含有酚、氰化物和油等污染物，不能直接排至污水处理场。

目前酸性水处理大多数采用蒸汽汽提法。我国炼厂第一套酸性水汽提装置于1979年在齐鲁石化公司炼油厂投产，至今国内炼油行业已有数十套酸性水汽提装置。三十多年来，国内设计、科研单位、高等院校及炼油厂对改进和提高酸性水汽提工艺做了大量工作，使其在汽提理论、计算程序、工程设计及生产操作等方面都取得了可喜成果，国内许多炼油厂在酸性水汽提装置的设计和操作等方面做了多项技术改进，并且开发了适合于不同工况的多种酸性水蒸汽汽提工艺。 一、酸性水的水源

炼油厂的酸性水主要来源于常减压蒸馏装置、催化裂化装置、焦化装置、加氢精制装置和加氢裂化装置。各装置的酸性水量可按下述方法估计。 1.常减压蒸馏装置

常减压蒸馏装置酸性水主要有二个来源，即常压塔顶回流罐和减压塔顶水封罐。 常压塔顶回流罐酸性水量取决于常压塔底汽提蒸汽量、侧线汽提蒸汽量和塔顶注水量。塔底汽提蒸汽量约为常底油的2%；侧线汽提蒸汽量约为侧线抽出量的1%；塔顶注水量约为塔顶馏出量的2%。

减压塔顶水封罐的酸性水量随炼厂产品方案不同而不同，对燃料型常减压蒸馏装置仅是抽真空系统的动力蒸汽凝结水，若按三级抽真空考虑，蒸汽量约为11～12kg/t原油；对润滑油型常减压蒸馏装置，酸性水量主要包括抽真空系统的动力蒸汽凝结水和塔底汽提蒸汽量，此时采用二级抽真空，动力蒸汽量约为8kg/t原油，塔底汽提蒸汽量约为减底油的2%。其他如炉管注汽和减压塔侧线汽提蒸汽量要根据具体情况决定。 对规模为10Mt/a的燃料型常减压蒸馏装置，采用干式减压工艺，装置酸性水量为50～65t/h，若减压塔采用湿法减压，则酸性水量为70～80t/h。 2.催化裂化装置

催化裂化装置酸性水来源于分馏塔顶回流罐、气压机出口油气分离器、气压机中间凝液罐和稳定塔顶回流罐。

分馏塔顶回流罐的酸性水量与催化裂化原料性质、催化剂性质和汽提蒸汽量密切相关，可调性不大。它包括雾化蒸汽、汽提蒸汽、预提升蒸汽、分馏塔底搅拌蒸汽和分馏塔侧线抽出汽提蒸汽的蒸汽凝结水。其中汽提蒸汽约为催化剂循环量的3‰；分馏塔侧线抽出汽提蒸汽量约为轻柴油量的1%～2%；雾化蒸汽随催化原料不同而不同，当以蜡油作为催化原料时，雾化蒸汽约为催化进料量（包括回炼油）的2%～3%，当以重油为催化原料时，雾化蒸汽约为新鲜原料的5%～7%和回炼油的2%～4%二者之和；预提升蒸汽和分馏塔底搅拌蒸汽和装置规模有关，当催化裂化装置规模为1.2Mt/a时，上述二者蒸汽量分别为2～3t/h和1～2t/h。

气压机出口油气分离器的酸性水量取决于富气水洗水的来源和注水量，它是影响装置酸性水量的主要因素。利用分馏塔顶回流罐酸性水作为富气水洗的注水，可以大大减少装置排出的酸性水量。目前除个别装置外都采用分馏塔顶回流罐酸性水作为富气水洗的注水，对于1.0Mt/a重油催化裂化装置，当采用分馏塔顶回流罐酸性水作为富气水洗的注水时，装置酸性水量为15～20t/h，对于3.5Mt/a重油催化裂化装置，酸性水量约为50t/h。

3.加氢精制和加氢裂化装置

加氢原料中的硫和氮在反应过程中生成硫化氢和氨，为了防止硫氢化氨在冷却过程中结晶而堵塞工艺管道和设备，需注入软化水冲洗并溶解结晶物，因而产生酸性水。 加氢装置的酸性水来自高压分离器、低压分离器和分馏塔顶回流罐。高、低压分离器的酸性水量取决于注水量，而注水量又取决于原料中的硫和氮含量，含量越高，注水量也越大，以往因空冷器采用碳钢，为防止堵塞和腐蚀，需要控制冷凝水中NH4HS含量小于5%，注水量为原料量的5%～10%，目前有些装置空冷器材质已采用lncoloy825换热管，冷凝水中允许NH4HS含量大幅增加，意味注水量可减少，但实际操作中往往并没有减少。分馏塔顶回流罐酸性水量取决于汽提蒸汽量，通常汽提蒸汽量为分馏塔进料量的1%～2%。 4.焦化装置

焦化装置酸性水来自分馏塔顶回流罐、焦炭塔小给水和大吹汽。其中分馏塔顶回流罐酸性水属连续排放，酸性水量取决于加热炉的注汽量，通常注汽量为进料量的1%～2%；由于焦化装置有两个焦炭塔，切换使用，因此焦炭塔小给水和大吹汽的冷凝水属间断排放。

对一炉两塔的焦化装置，通常24小时焦炭塔切换一次，焦炭还未卸出前，需往焦炭塔注入少量水，使其汽化起到冷却作用，称为小给水；当焦炭卸出后，必须用蒸汽将焦炭塔中的剩余油气吹扫干净，称为大吹汽，焦炭塔小给水和大吹汽的冷凝水都作为酸性水排至酸性水汽提装置。当规模为100～160万吨/年时，小给水量时间一般为

2小时，水量约为60t/h,大吹汽量时间约为2.5小时，水量约为18～20t/h。

二、炼油厂酸性水汽提装置的技术改进

1.酸性水的分类处理

新建大、中型炼厂都采用全厂酸性水分类集中处理，通常设置二套酸性水汽提装置，分别处理加氢型和非加氢型酸性水，既满足了工厂根据水质情况分别回用的要求，又实现了酸性水分类集中处理的目的，利于根据酸性水的不同水质进行工艺方案选择，如氨浓度较低的非加氢水可采用单塔低压汽提，而氨浓度较高的加氢水采用单塔加压侧线抽出汽提，回收氨利于提高装置的经济效益。老厂应因地制宜，根据具体情况，逐渐做到分类、集中处理。

上述套数设置适合上游是一套常减压及后续装置，随着炼厂规模的不断扩大，当上游是二套或三套常减压装置及各自相应的后续装置时，为使装置的操作弹性控制在合适的范围，并适应全厂检修安排，汽提装置套数也要增加。 2.酸性水的预处理

长期的生产实践表明酸性水在进入汽提塔前，需进行脱气、除油、除焦粉等预处理设施，以保证汽提装置长周期安全平稳运行。

（1）脱气。上游各装置产生的酸性水压力输送至酸性水汽提装置的酸性水罐，由于压力降低，溶于水中的轻烃及部分H2S、NH3会释放出来。上游装置操作不正常时，酸性水中轻烃量突然增加，导致酸性水罐因大量气体逸出而引起设备损坏或爆炸等事故，已有多起类似事故发生。出于安全和环境保护考虑，应设置脱气设施。即上游各装置酸性水首先进入脱气罐，再至酸性水罐。当上游装置操作正常时，脱气罐脱除的轻烃及部分H2S、NH3气体经压控阀排放；当上游装置操作不正常时，仅通过压控阀排放气体不能满足排放要求时，会导致压力上升，可通过安全阀排放。目前各装置都已设置了脱气罐，脱除的轻烃气送至全厂低压瓦斯管网，带入的重烃可从脱气罐的排油口间断排至装置污油罐。脱气罐要保持酸性水足够的停留时间，轻烃排放气体管径要留有适当余地。

（2）脱油。酸性水或多或少都会带油，这些油会破坏汽提塔内的气、液相平衡，造成操作波动，影响产品质量，如酸性气含烃会产生黑硫磺，液氨带油影响产品质量，故进塔水的油含量越低越好，一般要求小于50mg/L。

目前各厂采用的除油设施基本上仍然是利用水和油密度不同的大罐重力沉降法，沉降时间从40小时至800小时不等，多在50～70小时。罐数通常设置两台或两台以上，第一台为沉降罐，第二台为缓冲罐，两罐串联操作，以倒U管连接。沉降罐的油

可通过设在罐顶部的排油口自流至污油罐。根据水中油含量随沉降时间变化的实验，沉降时间大于35h，水中的油含量可降至100mg/L以下。为保持沉降罐内液面稳定，避免因水的连续进出而引起搅动，以致影响沉降效果，常在沉降罐内设置上部布水、下部出水的脱油部件。

为提高除油效果，减少占地面积，某些装置采用“罐中罐”或油水分离器，或采用“罐中罐-油水分离器-缓冲罐”的串连流程。

“罐中罐”是在沉降罐内增加一个内罐，所以称为“罐中罐”，作用是利用水力漩流除油，自动收油并分离。含油酸性水首先进入内罐的水力漩流分离区，利用水和油的密度不同，产生的离心力也不同，使油相上浮到内罐的顶部，通过设置在内罐顶部的自动收集排油设施将油收集并排出罐外，内罐中经漩流除油后的酸性水，通过四周均布的虹吸连通管进入外罐，再由出水管排出罐外。当酸性水含油量在40～60000mg/L之间时，出水油含量基本保持在100mg/L以下,目前已有十多套装置使用。镇海炼化公司采用“罐中罐”-漩流除油器-缓冲罐的串连流程，确保了进塔水中的油含量满足要求。

（3）除焦粉。延迟焦化装置排放的酸性水，由于携带焦粉，易引起塔盘结焦，堵塞浮阀及换热器等设备，严重影响汽提装置平稳操作及净化水质量，因此焦化水除采用破乳脱油外，还需经过滤器过滤，除去焦粉。

焦粉含量的高低主要取决于焦炭塔料位和泡沫层高度，当焦层和泡沫层达到一定高度时，大量的油气极易携带焦粉至分馏塔，其次在小给水和大吹汽过程中也会夹带焦粉。镇海炼化公司焦化装置焦粉含量为50～1200mg/L，焦粉颗粒很小，基本都小于20μm，因此仅通过过滤以除去焦粉效果并不理想。 3.用注碱新工艺，降低净化水中NH3含量

酸性水中氨氮的存在形态和炼厂加工装置有关，例如加氢裂化和加氢精制等装置产生的酸性水，其氨氮大部分以游离氨（NH3）的形式存在，在汽提过程中容易脱除；而催化裂化和延迟焦化等装置产生的酸性水，除游离氨外，还有相当一部分氨氮是以铵盐态的固定铵形式存在。由于固定铵在汽提过程中很难脱除，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，为此金陵石化公司炼油厂开发了“炼厂酸性水注碱汽提新工艺”，通过对注碱位置、注碱量、注碱浓度的多种工况试验，找出了脱除酸性水中固定铵的技术参数及影响脱除率主要因素的内在规律，已在工业生产中应用，并为配合该工艺，建立了固定铵的分析方法。 注碱汽提新工艺具有流程简单、固定铵脱除率高、可使净化水中氨氮含量降至15～30mg/L，易操作、投资少、运行费用低等特点，近十年来，注碱汽提新工艺已在中石化系统被广泛采用，中石油系统也正迅速推广。 4.氨精制工艺的改进

为稳定氨精制操作，提高液氨产品质量，通过多年的生产实践和经验积累，总结出下列改进措施。

（1）提高操作水平，改进汽提塔设备结构，降低富氨气中的H2S含量。正常稳定的汽提操作是保证液氨质量的关键，99%以上的硫是通过汽提系统除去的，汽提操作不正常会导致加重氨精制负荷，影响液氨质量等一系列问题。

当采用双塔加压汽提流程时，根据硫化氢汽提塔底水中的H2S含量，决定是否需要通过增加塔盘数或改进塔盘效率，提高硫化氢汽提塔的分离效率，降低塔底水中的H2S含量，以降低富氨气中的H2S含量。如高桥分公司硫化氢汽提塔塔盘数由21层增加为29层，塔底水中H2S含量由平均2000mg/L降低至平均125mg/L，同时也增设了二次冷凝分液系统，上述二项改造结果，使富氨气中的H2S含量由改造前的32000×10降低至改造后的7240×10。

当采用单塔加压侧线抽出汽提流程时，根据侧线抽出温度调整汽提蒸汽量和侧线抽出比，使汽提塔“氨峰”位置处于侧线抽出口附近，提高抽出气中NH3/H2S值，再通过合理设置的三个分凝器的温度和压力，降低富氨气中的H2S含量，如大庆炼化分公司调整操作后可控制富氨气中H2S含量小于2000mL/m。

（2）当采用双塔加压汽提流程时，氨汽提塔塔顶增设二次冷凝分液系统，逐级降温，降低了富氨气中的水蒸气和H2S含量，福建石化分厂的数据表明，增设二次冷凝分液系统后，氨气中的H2S含量从4.5～5.5mg/kg降至2～3.2mg/kg，硫化氢脱除率可达36.2%～51.7%。当采用单塔加压侧线抽出汽提流程时，为减少进氨精制塔富氨气中水蒸气和H2S含量，可采取以下措施。

(1）改进换热流程，增加换热面积，降低三级分凝器温度，如锦西石化分厂改变换热流程后，三级分凝器出口温度由原60℃降低至38℃，有利于氨精制塔的长周期平稳操作。

(2）在三级分凝器前增设富氨气氨冷器，使三级分凝器出口富氨气温度降至10℃，不仅降低了进氨精制塔富氨气中水蒸气和H2S含量，也减少了氨精制塔蒸发降温的液氨量和操作负荷。

3）在氨精制塔前增设脱凝罐，脱除富氨气携带的水分及部分固体杂质，既能减轻富氨气携带的水分对氨精制塔循环液浓度和温度的影响，又能降低杂质对液氨颜色的影响。 （3）完善氨精制流程。高桥分公司由原设计浓氨水洗涤工艺改造为氨汽提塔顶二级分凝-结晶-吸附工艺，吸附剂由活性炭改变为CT8-6D，产品液氨中总硫小于10×10

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金陵分公司采用浓氨水洗涤-结晶-吸附串联精制，充分利用浓氨水循环洗涤脱硫负荷大，结晶后氨气纯度高的特点，并采用氨水精馏法制液氨取代氨压机，不仅使液氨纯度达到99.6%以上，总硫含量小于10mg/m解决了氨压机因气体腐蚀等原因造成运行过

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