对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的方法及装置

摘要

本发明提供一种对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的方法及装置，所述方法包括：在酸性水脱气罐前设置第一换热器，使来自上游装置的酸性水进入该第一换热器被加热至55℃～60℃，进入酸性水脱气罐于0.05～0.10MPa压力下闪蒸脱除低分子碳烃化合物及硫化氢，之后被冷却至35℃～45℃顺序进入第一级酸性水原料罐、第二级酸性水原料罐进行均质和沉降分离除油；再与净化水换热后进入汽提塔汽提；汽提塔的净化水与进塔酸性水换热，再进入第一换热器将来自上游装置的酸性水加热。利用本发明的技术，正常状态下酸性水原料罐无恶臭气体排出，不需要外部的吸附剂、吸收剂或是冷冻剂等，投资运行费用低，操作维护简单，无二次污染。

说明书

技术领域

本发明是关于一种对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的方法及装置，具体是 一种适用于石油炼制企业酸性水汽提工艺中对含硫化物、氨、挥发烃等的酸性水原料罐 排放气污染进行综合治理的方法及装置，以减少或杜绝酸性水原料罐无恶臭气体排出。

背景技术

酸性水汽提工艺是对炼油化工行业原油一次和二次加工工艺(如常减压、催化裂化、 加氢裂化、加氢精制、重整、延迟焦化、硫磺回收等)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具有重要意义。目前酸性水汽提工艺主要流程有：单塔加 压侧线抽出汽提、双塔加压汽提、单塔低压全抽出汽提等。无论何种流程，自上游各装 置来的酸性水均首先进入酸性水闪蒸罐(酸性水脱气罐)进行气、油、水分离。脱除气、 油后的酸性水则进入酸性水原料罐。由于酸性水原料罐的设置高度一般在15米以上， 为了能将酸性水从酸性水脱气罐中自由流入酸性水原料罐中，酸性水脱气罐操作压力通 常设置为0.15～0.25MPa，酸性水在脱气罐中的停留时间一般为10～20分钟。酸性水原料 罐对酸性水起到均质和除油的重要作用，该罐需有足够的缓冲能力。经酸性水原料罐均 质和除油的酸性水经酸性水原料泵升压再与净化水换热后，进入汽提塔将H₂S和NH₃等有害组分汽提出去(在双塔汽提流程中，脱硫化氢塔分离出H₂S和CO₂等酸性气，脱 氨塔分离出富氨汽；在单塔汽提流程中，酸性气从塔顶排出，富氨汽从侧线抽出)。汽 提产生的酸性气一般采用克劳斯工艺进一步生产硫磺，汽提产生的富氨汽可以经过2～3 级分凝过程得到较高纯度的氨气。汽提塔底的净化水与酸性水换热，再经过净化水空冷 器或净化水冷却器冷却至40℃左右后，一部分回用于炼油装置，另一部分送至污水处理 场进一步处理。

酸性水原料罐常设计为拱顶罐。根据API-650/620等标准，罐的操作压力一般在 -50mmH₂O柱～200mmH₂O之间，故罐顶有与大气连通(或经过水封连通)的呼吸口，因而 酸性水中的污染物如氨、硫化氢、有机硫化物、挥发性有机化合物等恶臭介质含量过多 时，就会从酸性水原料罐中逸出并排放到大气中。

酸性水罐顶挥发性气体的组成复杂，主要恶臭成分是硫化氢(H₂S)及氨氮(NH₃-N)等。 如镇海炼化公司酸性水罐顶挥发性气体中除含20％～50％的烃外，主要恶臭成分是： H₂S，10～300mg/m³；甲硫醇，5～40mg/m³；甲硫醚，10～200mg/m³；二甲基二硫，10～ 400mg/m³；其他还有甲基乙基硫和乙硫醇等。这些气体若不进行处理，将严重污染环境 和影响人身健康。我国于1993年正式颁布了《GB14554-1993恶臭污染物排放标准》， 规定了硫化氢、甲硫醇、甲硫醚等9个控制项目及相应的采样和监测分析方法。

酸性水汽提装置恶臭治理方法主要包括三种类型：一是吸附回收，采用各种适宜的 固体吸附剂进行吸附，然后吸附剂进行再生或无害化处理；二是吸收法回收，采用各种 相应的溶剂吸收挥发烃；三是冷凝法回收，通过深度冷凝的方式回收大部分挥发烃。在 这三种技术的基础上，又有各种改进工艺。三种类型的工艺各有如下优点和不足：

吸附法：在有氧气存在的情况下，某些吸附剂及其吸附的物质有发生自燃的危险； 另外吸附法具有压降较大、对原料气杂质含量要求较高的缺点，如果废脱硫剂无法处理 将产生二次污染，该技术一般适于处理量较小、压降要求不高的精脱硫场合。

吸收法回收：主要采用由碱液、氧化剂、催化剂组成的混合溶剂作为吸收剂，在吸 收塔中循环吸收，适合处理大流量及高含硫气体的脱硫，脱硫溶剂可再生循环使用，总 体运行成本较吸附法较低，但该法存在着如下缺点：(1)废脱硫溶剂较难处理，存在二 次污染；(2)设备较多，设备维护工作量大；(3)工艺较复杂，操作费用高；(4)脱硫 精度相对低。例如，CN102642969A公开了一种采用吸收法脱臭的炼油厂酸性水预处理 方法，该方法除具备上述缺点外，还存在以下问题：酸性水原料罐为常压罐， CN102642969A中的“脱臭设备6”一般装载大量的用于气、液接触的填料等设施，随 着运转时间的增加，该设备压降很快大于200mmH₂O柱(约2kPa)，此时恶臭气体就会 “短路”，从“正压水封罐4”和“安全水封罐5”中逸出，“脱臭设备6”完全失去保护 作用。

冷凝法：采用两级或三级机械制冷深度冷凝，需采用制冷剂将部分烃类化合物和恶 臭物质冷凝；有的工艺采用氨蒸发冷凝器，制冷剂液氨可以来自酸性水汽提装置的氨压 缩机系统，蒸发产生的氨再返回去压缩循环；但冷凝法一般要与其它方法配合使用，如 从冷凝器排出的不凝气体需再经活性炭床层吸附处理后才能达标排放；冷凝法同样存在 流程较长，操作费用较高的缺点。

针对以上缺点，本发明从酸性水汽提装置的工艺特点出发，找出酸性水原料罐顶逸 出大量气体的根本原因，从而针对性地开发出一种正常操作状态下酸性水原料罐无恶臭 气体排出、投资及运行费用低、操作及维护简单、没有二次污染的新工艺。

发明内容

本发明的主要目的在于针对现有技术的不足，提供一种对酸性水原料罐排放气污染 进行综合治理的方法。

本发明的另一目的在于提供一种用于实现所述对酸性水原料罐排放气污染进行综 合治理的方法的装置。

本发明根据石油炼制企业中含硫化物、氨、挥发烃等的酸性水汽提装置工艺流程特 点，深入分析酸性水原料罐排放气污染情况，提供了一种不同于现有技术方法的、流程 简单的酸性水罐区排放气污染综合治理的方法及装置。

前面已经述及酸性水原料罐是常压罐，若罐内酸性水中易挥发组分含量过高，在温 度和压力波动时，这些易挥发组分必然会从大罐中释放出，不但造成环境污染也会产生 安全隐患。本发明的一个关键在于通过最大限度地降低酸性水原料罐中易挥发组分的浓 度来实现罐区排放气污染治理。

根据本发明的具体实施方案，本发明提供了一种对酸性水原料罐排放气污染进行综 合治理的方法，该方法包括：

在来自上游装置的酸性水进入酸性水脱气罐前设置第一换热器，该第一换热器为酸 性水进料-净化水出料换热器，使来自上游装置的酸性水进入该第一换热器被加热至 55℃～60℃，然后进入酸性水脱气罐；

控制酸性水脱气罐操作压力为0.05～0.10MPa，温度为55℃～60℃，于该酸性水脱气 罐中进行闪蒸以脱除酸性水中低分子碳烃化合物及硫化氢；并控制酸性水在酸性水脱气 罐内50％液位操作时停留时间在2h以上；酸性水脱气罐设有排放气管线以将闪蒸产生 的闪蒸气排出酸性水脱气罐；

酸性水脱气罐中脱除碳烃化合物及硫化氢后的酸性水被冷却至35℃～45℃后顺序进 入第一级酸性水原料罐、第二级酸性水原料罐进行均质和沉降分离除油；

第二级酸性水原料罐后设置酸性水原料泵，汽提塔前设有第二换热器，该第二换热 器为酸性水进料-净化水出料换热器，经酸性水原料罐均质和除油后的酸性水经酸性水 原料泵升压再进入第二换热器与来自汽提塔的净化水换热后，进入汽提塔进行汽提；

来自汽提塔的净化水进入第二换热器与进入汽提塔的酸性水换热，再进入酸性水脱 气罐前设置的第一换热器，在该第一换热器中将来自上游装置的酸性水加热至 55℃～60℃，然后再经净化水空冷器或净化水冷却器冷却后回用于炼油装置和/或送至污 水处理场进一步处理。

本发明中，所述“前”、“后”是指按照酸性水主流的上下流流动方向而言，物流的 上游方向定义为“前”，下游方向定义为“后”。

在本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的方法中，酸性水脱气罐的操 作是本发明的一个关键治理措施。现有技术中，含H₂S、NH₃、油类等杂质、压力约 0.35～0.45MPa的来自上游装置的炼油厂酸性水一般首先进入酸性水脱气罐。本发明的技 术方案中，相比于现有技术的酸性水脱气罐的操作，适当地提高了酸性水脱气罐操作温 度(先将进酸性水脱气罐的酸性水通过所述的第一换热器被加热至55℃～60℃，使酸性 水脱气罐在较高的操作温度下操作)，并降低了酸性水脱气罐操作压力(由常规的 0.15～0.25MPa下调至0.05～0.10MPa)，且适当延长了酸性水在脱气罐中的停留时间(要 求50％液位操作时酸性水在该罐的停留时间在2h以上)，采用本发明的技术方案，能够 有效将酸性水中低分子碳烃化合物及硫化氢闪蒸出去，低分子碳烃化合物从酸性水中分 离的比较彻底，且能有效除掉酸性水所携带的不凝气，之后再将离开酸性水脱气罐的酸 性水冷却(具体可以采用设置一冷却器等所属领域的通常做法)至35℃～45℃后进入酸 性水原料罐，确保有害气体不在酸性水原料罐中排放出。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，所述酸性水脱气罐内闪蒸产生闪蒸气物流，闪蒸气物流可以经酸性水脱气罐排 放气管线直接排入全厂低压瓦斯管网或气柜，由全厂统一进行气体回收和脱硫处理；或 者直接排入硫磺回收尾气焚烧炉或酸性气火炬；或者经胺吸收塔将排放气中H₂S吸收后 再进行焚烧或排放。具体地说，根据闪蒸气物流气体组成、流量等，并结合炼厂的具体 情况，该闪蒸气物流可以有如下去向：

(1)如果炼厂有全厂低压瓦斯管网或气柜，这些气体可经酸性水脱气罐排放气管 线直接排入全厂低压瓦斯管网或气柜，由全厂统一进行气体回收和脱硫处理；

(2)如果炼厂没有全厂低压瓦斯管网或气柜，当经酸性水脱气罐排放气管线排放 的排放气中H₂S含量低时，可直接排入硫磺回收尾气焚烧炉或酸性气火炬；当排放气中 H₂S含量高时，可增加一台小型的胺吸收塔，将排放气中H₂S吸收后再进行焚烧或排放。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，在进行平面布置时，酸性水脱气罐的底部比第一级酸性水原料罐最高液位至少 高5m，以使酸性水脱气罐中的酸性水能克服阻力降(主要是指酸性水脱气罐与第一级 酸性水原料罐之间管道设备的阻力降，例如管道和用于冷却酸性水原料的冷却器等的阻 力降)且能自由流入第一级酸性水原料罐中。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，控制第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐中酸性水总的有效停留时间大 于或等于72h。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，在第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐之间设置“倒U型管”，酸性水 只有在第一级酸性水原料罐达到一定的高度后才能通过“倒U型管”进入第二级酸性水 原料罐；优选地，所述“倒U型管”的高度为酸性水原料罐高度的85％。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐的体积和高径比相同；优选地，控 制第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐的高径比不大于1.5及罐的高度不大于 15m。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，所述第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐分别设置氮封调节阀，用氮气 使储罐(第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐)压力维持在50mmH₂O柱 ～150mmH₂O柱之间；优选地，还设置有安全水封罐以保障第一级酸性水原料罐和第二 级酸性水原料罐中的压力。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，控制第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐中油层厚度为600mm～900mm。 酸性水汽提装置酸性水中油含量一般在500～3000mg/L之间，目前仍普遍采用基于水和 油密度不同的大罐重力沉降法使油水分离并将油及时移出酸性水原料罐。本发明中将酸 性水原料罐中油层厚度控制在600mm～900mm，形成油封，能有效地阻止H₂S等恶臭气 体组分从酸性水原料罐中排出。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，所述第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐可以分别设置多液位抽出口及 界位计以灵活调节酸性水原料罐的油层厚度和油层位置。界位计应能全部观测到多液位 抽出口所在位置的油、水界位情况，并将信号传递到中央控制室。优选地，相邻液位抽 出口的间距为300mm～450mm。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，所述汽提塔内的操作过程可以参照所属领域的常规操进行，本发明不再赘述。 本发明的方案可以应用于单塔汽提或是双塔汽提。

汽提塔中会产生净化水(例如，单塔汽提中汽提塔塔底的净化水，或双塔汽提中脱 氨塔塔底的净化水)，在现有技术的相关流程中，该净化水经与进塔的酸性水物流换热 后，温度一般为65～75℃，该温度的净化水再经净化水冷却器(或净化水空冷器)冷至 40℃左右而引出工艺装置回用于炼油装置和/或送至污水处理场进一步处理。在本发明的 技术方案中，是使该与进塔的酸性水物流换热后(即，经所述第二换热器换热后)的温 度为65～75℃的净化水再进入酸性水脱气罐前设置的第一换热器，在该第一换热器中将 来自上游装置的酸性水加热至55℃～60℃，然后再经净化水空冷器或净化水冷却器冷却 至35℃～45℃后回用于炼油装置和/或送至污水处理场进一步处理。

通常，单塔汽提或双塔汽提中均会有循环液，例如单塔汽提中的一、二、三级分凝 液或双塔汽提中的氨汽提塔塔顶回流罐的液相，现有技术中一般是将这些液相直接返回 至酸性水原料罐。然而，这些返回物流(循环液)中，H₂S、NH₃组成含量与酸性水原 料中的组成含量有明显的不同，例如对于单塔加压侧线抽出汽提，抚顺石油二厂150t/h 酸性水汽提装置(简称装置1)和呼和浩特石化公司25t/h酸性水汽提装置(简称装置2) 的一、二、三级分凝液返回量和组成如表1所示：

表1酸性水原料及各级分凝液量和组成

某双塔汽提工艺酸性水原料中NH₃含量4300ppm，H₂S含量2400ppm，由于H₂S 和NH₃循环至酸性水原料罐，致使酸性水原料罐中NH₃含量增大至14000ppm，H₂S含 量增大至5400ppm。

本发明中，分析了单塔汽提中的一、二、三级分凝液或双塔汽提中的氨汽提塔塔顶 回流罐的液相返回物流的组成，其中的H₂S和NH₃的量要比酸性水原料中的还要大， 并且H₂S浓度是酸性水原料的数十倍；加之还有诸如氨结晶器中高含氨酸性水间歇返回 酸性水原料罐的多种物料，这些来源不同、流量不同、组成相差很大的的循环物流进入 酸性水原料罐后，导致罐内酸性水中H₂S和NH₃污染物的浓度大幅度提高，相应地， H₂S和NH₃等污染物从罐顶溢出的几率大大增加，造成酸性水原料罐附近明显的臭气污 染。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 方法中，与现有技术中将单塔汽提中的一、二、三级分凝液或双塔汽提中的氨汽提塔塔 顶回流罐的液相返回至酸性水原料罐的操作不同，本发明中是将这些来自单塔汽提或双 塔汽提的循环液(单塔汽提中的一、二、三级分凝液或双塔汽提中的氨汽提塔塔顶回流 罐的液相返回物流)送入一个循环液缓冲罐中，再用循环液升压泵将循环液缓冲罐中的 循环液升压后送至所述酸性水原料泵的出口管线上与来自第二级酸性水原料罐的酸性 水混合，混合后的酸性水物流并采用进一步经过静态混合器进行均质后，再进入第二换 热器与来自汽提塔的净化水换热后进入汽提塔。优选地，所述循环液缓冲罐按50％液位 操作时循环液停留时间为1h设计，控制循环液缓冲罐内温度35℃～45℃，压力 0.3～0.5MPa，该循环液缓冲罐内闪蒸产生气体(来自汽提塔的循环液内含H₂S和NH₃和油气，在缓冲罐内温度压力作用下会产生闪蒸作用)，闪蒸出的气体排放至酸性水脱 气罐排放气管线上循环液缓冲罐闪蒸出的气体排放至酸性水脱气罐排放气管线上。这样 可以有效使汽提塔进料和组成保持相对稳定，确保装置平稳操作。

另一方面，本发明还提供了一种用于实现所述对酸性水原料罐排放气污染进行综合 治理的方法的装置，该装置包括：

按照酸性水流动上下游方向依序设置的第一换热器、酸性水脱气罐、第一级酸性水 原料罐、第二级酸性水原料罐、酸性水原料泵、第二换热器以及汽提塔；

其中，所述第一换热器为酸性水进料-净化水出料换热器，用于使来自上游装置的 酸性水进入该第一换热器被加热至55℃～60℃，然后进入酸性水脱气罐；

所述酸性水脱气罐为按照酸性水在其内50％液位操作时停留时间在2h以上而设计 的脱气罐，且该酸性水脱气罐设有排放气管线以将闪蒸产生的闪蒸气排出酸性水脱气 罐；

所述第一级酸性水原料罐、第二级酸性水原料罐串联设置，第二级酸性水原料罐后 设置酸性水原料泵，汽提塔前设有第二换热器，用于使第二级酸性水原料罐内的酸性水 经酸性水原料泵升压再进入第二换热器与来自汽提塔的净化水换热后进入汽提塔。

根据本发明的优选具体实施方案，所述用于实现所述对酸性水原料罐排放气污染进 行综合治理的方法的装置还包括一个循环液缓冲罐，该循环液缓冲罐设有供来自汽提塔 的循环液进入的入口，还设有循环液出口，循环液出口连接循环液升压泵，循环液升压 泵的出口管线连接在所述酸性水原料泵的出口管线上，并于该连接处的下游设置静态混 合器，静态混合器下游连接所述第二换热器，从而用于使来自汽提塔的循环液先送入循 环液缓冲罐中，再经循环液升压泵升压后送至所述酸性水原料泵的出口管线上与来自第 二级酸性水原料罐的酸性水混合，混合后的酸性水物流进一步经过静态混合器进行均质 后再进入第二换热器；并且，所述循环液缓冲罐还设置气体出口，该气体出口通过管线 连接至酸性水脱气罐排放气管线上，以将循环液缓冲罐闪蒸出的气体排放至酸性水脱气 罐排放气管线上。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 装置中，在进行平面布置时，酸性水脱气罐的底部比第一级酸性水原料罐最高液位至少 高5m，以使酸性水脱气罐中的酸性水能克服阻力降且能自由流入第一级酸性水原料罐 中。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 装置中，所述第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐按照其中酸性水总的有效停留 时间大于或等于72h而设计。具体地，其中，可以在第一级酸性水原料罐与第二级酸性 水原料罐之间设置“倒U型管”，所述“倒U型管”的高度优选为酸性水原料罐高度的85％。 更进一步地，所述第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐的体积和高径比可以是相 同的，且第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐的高径比不大于1.5及罐的高度不 大于15m。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 装置中，所述第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐进一步分别设置氮封调节阀， 以使第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐罐压力维持在50mmH₂O柱 ～150mmH₂O柱之间；还设置有安全水封罐以保障第一级酸性水原料罐和第二级酸性水 原料罐中的压力。

根据本发明的具体实施方案，本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的 装置中，所述第一级酸性水原料罐和第二级酸性水原料罐分别设置多液位抽出口及界位 计以灵活调节酸性水原料罐的油层厚度为600mm～900mm和油层位置。优选地，相邻液 位抽出口的间距为300mm～450mm。

可以理解，本发明的装置中，还可根据需要设置必要的管线、阀门等常规部件。

本发明中，主要是对酸性水从上游装置到进入汽提塔之间的工艺进行了改进，有效 地对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理。本发明中未详细提及的操作及装置构造可 以采用所属领域的已知技术或惯用手段。例如，关于具体的汽提过程可以参照所属领域 的常规操进行，所述的换热器、脱气罐、原料罐、缓冲罐等设备组件，只要能实现本发 明中所述的功能，均可采用所属领域的已知设备，本发明对此不再赘述。

综上所述，本发明提供了一种对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的方法及装 置，本发明的技术不同于以往的吸附法、吸收法或是冷凝法，而是根据酸性水汽提装置 的工艺特点，通过改变工艺流程和操作条件，最大限度地降低酸性水原料罐中易挥发组 分的浓度来实现罐区排放气污染物综合治理。利用本发明的方法和装置，在正常状态下 酸性水原料罐无恶臭气体排出，不需要外部的吸附剂、吸收剂或是冷冻剂等，投资及运 行费用低，操作及维护简单、没有二次污染。

附图说明

图1为本发明的对酸性水原料罐排放气污染综合治理的方法流程示意图。

具体实施方式

下面通过具体实施例并结合附图进一步详细说明本发明的对酸性水原料罐排放气污 染综合治理方法及装置的工艺特点及所具有的有益效果，但本发明并不因此而受到任何 限制。

本发明的对酸性水原料罐排放气污染综合治理的方法及装置的工艺流程请参见图1 所示。

本发明的对酸性水原料罐排放气污染进行综合治理的装置主要包括：按照酸性水主 流(酸性水物流A)的上下游方向依序设置的第一换热器2、酸性水脱气罐1、第一级 酸性水原料罐4、第二级酸性水原料罐5、酸性水原料泵16以及第二换热器与汽提塔(图 中未显示第二换热器与汽提塔，该汽提塔与第二换热器为现有技术中常规的汽提塔及汽 提塔前设置的供进塔酸性水与来自汽提塔的净化水进行换热的酸性水进料-净化水出料 换热器，本发明中为方便描述，将该换热器称为第二换热器，以与酸性水脱气罐前设置 的第一换热器区分)。其中，所述第一换热器为酸性水进料-净化水出料换热器，用于使 来自上游装置的酸性水进入该第一换热器与来自汽提塔前设置的第二换热器的净化水 换热而被加热至55℃～60℃，然后进入酸性水脱气罐。酸性水脱气罐设有排放气管线以 将闪蒸产生的闪蒸气(物流B)排出酸性水脱气罐；酸性水脱气罐出水口管线上设置冷 却器3，之后依次连接第一级酸性水原料罐4、第二级酸性水原料罐5。第二级酸性水原 料罐后设置酸性水原料泵16，汽提塔前设有第二换热器(图中未显示)。并且，本发明 的装置还包括一个循环液缓冲罐14，该循环液缓冲罐设有供来自汽提塔的循环液(图中 物流D)进入的入口，还设有循环液出口，循环液出口连接循环液升压泵15，循环液升 压泵的出口管线连接在所述酸性水原料泵16的出口管线上，并于该连接处的下游设置 静态混合器17，静态混合器出口酸性水(图中物流C)经第二换热器后进入汽提塔；并 且，所述循环液缓冲罐14还设置气体出口，该气体出口通过管线连接至酸性水脱气罐1 的排放气管线上。

与常规工艺不同，本发明中，自上游装置来的酸性水物流A不是首先进入酸性水脱 气罐1，而是首先进入第一酸性水进料-净化水出料换热器2被加热至55℃～60℃，然后 进入酸性水脱气罐1，使酸性水脱气罐1在较高的操作温度下操作，可以尽可能多地将 酸性水中低分子碳烃化合物及硫化氢闪蒸出去。

本发明将酸性水脱气罐1的操作压力由现有技术中常规的0.15～0.25MPa下调至 0.05～0.10MPa。在酸性水脱气罐1中脱除油、气后的酸性水再被酸性水原料冷却器3冷 却至40℃左右进入第一级酸性水原料罐4。为使酸性水脱气罐1中的酸性水能克服管道 和酸性水原料冷却器3等的阻力降且能自由流入第一级酸性水原料罐4中，在进行平面 布置时，酸性水脱气罐1的底部应比第一级酸性水原料罐4最高液位至少高5m。

本发明中，酸性水在酸性水脱气罐1内必须有足够长的停留时间，要求50％液位操 作时酸性水停留时间在2h以上，能够有效除掉酸性水所携带的不凝气。

根据在酸性水脱气罐1内闪蒸出去的气体的组成、流量等，并结合炼厂的实际情况， 闪蒸气物流B有如下去向：

(1)如果炼厂有全厂低压瓦斯管网或气柜，这些气体可直接排入全厂低压瓦斯管 网或气柜，由全厂统一进行气体回收和脱硫处理；

(2)如果炼厂没有全厂低压瓦斯管网或气柜，当排放气中H₂S含量低时，可直接 排入硫磺回收尾气焚烧炉或酸性气火炬；当排放气中H₂S含量高时，可增加一台小型的 胺吸收塔，将排放气中H₂S吸收后再进行焚烧或排放。

经脱气后的酸性水进入第一级酸性水原料罐4进行沉降分离除油和均质，然后通过 “倒U型管”6进入第二级酸性水原料罐5进一步除油和均质。“倒U型管”6的作用是： 酸性水只有在第一级酸性水原料罐4达到一定的高度后才能进入第二级酸性水原料罐 5，确保酸性水在酸性水原料罐中有足够的停留时间。本发明将“倒U型管”6的高度设 定为酸性水原料罐高度的85％。

酸性水原料罐起到脱油和均质的重要作用。德克萨斯州自然资源保护委员会(the  Texas Natural Resource Conservation Commission)也曾对酸性水原料罐的停留时间进行 了考察，认为为了有效地将酸性水中的油分离出来，酸性水汽提装置酸性水原料罐的停 留时间应为3～5天，而现有技术中许多炼厂的酸性水在罐中停留时间并达不到该要求， 通常仅为50h至70h。。本发明中为使酸性水得到良好的除油和均质，避免酸性水流量、 原料中H₂S、NH₃及油浓度大幅度波动，设置了两级酸性水原料罐，并通过倒U型管的 设置控制酸性水在两级原料罐中总的有效停留时间应大于或等于72h，优选为3～5天。 并且，优选地，第一级酸性水原料罐4和第二级酸性水原料罐5的体积和高径比相同， 控制高径比不大于1.5及罐的高度不大于15m，以尽量节省投资。

图1所示方案中，第一级酸性水原料罐4还设置了氮封调节阀12、第二级酸性水原 料罐5设置了氮封调节阀13。设置氮封的目的是能有效地防止酸性水原料罐内物料因与 进入的空气接触而形成爆炸性混合物和FeS自燃现象的发生，用氮气使储罐压力维持在 50mmH₂O柱～150mmH₂O柱之间(不超过200mmH₂O)，这样外界空气就不易进入原料 水罐内。当原料水罐内酸性水被泵抽出和/或由于外界温度降低，使原料水罐内气体冷凝 或收缩时，该系统自动补入氮气，阻止空气进入。设计时氮封压力要低于水封罐排出压 力(200mmH₂O)，以使氮气不会冲破水封而造成浪费。

与现有技术的常规流程相同，图1所示方案保留了安全水封罐7，该安全水封罐为 第一级酸性水原料罐4和第二级酸性水原料罐5所共用。该安全水封罐起到呼吸阀的作 用：即当向酸性水原料罐内进料和/或由于外界温度升高使储罐内压力高于设定压力 (200mmH₂O柱)时，酸性水原料罐内气体可通过水封罐等排入大气；当氮封系统故障， 酸性水原料罐内负压达到一定值时(一般为-50mmH₂O柱)，可通过水封吸入空气，确 护酸性水原料罐不致变形损坏。

第一级酸性水原料罐4和第二级酸性水原料罐5分别设置了多液位抽出口8、多液 位抽出口9及界位计10、界位计11。多液位抽出口8、多液位抽出口9即为在酸性水原 料罐不同液位上设置的4～6个抽出口组，每两个抽出口的间距为300mm～450mm，设置 多个抽出口的目的是灵活调节酸性水原料罐的油层厚度和油层位置。设置的界位计10、 界位计11可观测到多液位抽出口8、多液位抽出口9所在位置的全部油、水界位情况， 并将信号传递到中央控制室。本发明中并没有将酸性水原料罐中的油层及时移出酸性水 原料罐，而是将酸性水原料罐中油层厚度控制在600mm～900mm，形成油封，以有效地 阻止H₂S等恶臭气体组分从酸性水原料罐中逸出。当第一级酸性水原料罐4或第二级酸 性水原料罐5油位过高或油层过厚时，打开多液位抽出口8、多液位抽出口9相应位置 上的阀门，使污油通过轻污油物流G排至地下污油罐，经污油泵不定期送出装置。

酸性水在汽提塔前第二换热器内换热及进入汽提塔内的操作采用现有技术的成熟 技术。本发明中，将单塔汽提中的一、二、三级分凝液或双塔汽提中的氨汽提塔塔顶回 流罐的液相返回物流(物流D)送入一个缓冲罐即循环液缓冲罐14中，再用循环液升 压泵15将循环液升压后送至酸性水原料泵16出口管线上。由于这两股物流流量、组成 相差很大，故进一步采用静态混合器17对其进行均质，使酸性水汽提塔进料和组成保 持相对稳定。然后将静态混合器均质后的混合物料通过物流C送至酸性水汽提部分(经 所述第二换热器换热后进入汽提塔汽提)。循环液缓冲罐14尺寸按50％液位操作时循环 液停留时间为1h进行设计，循环液缓冲罐内温度35℃～45℃，压力0.3～0.5MPa。循环 液缓冲罐14闪蒸出的气体排放至酸性水脱气罐1排放气管线上。

物流E为单塔汽提中汽提塔塔底的净化水或双塔汽提中脱氨塔塔底的净化水，经与 进塔的酸性水换热后，温度为65℃～75℃。在现有技术的常规流程中，该净化水再经净 化水空冷器或净化水冷却器18冷至40℃出装置。本发明改变了常规流程，在净化水进 入净化水空冷器或净化水冷却器18之前，先进入酸性水进料-净化水出料换热器2，在 该换热器中将酸性水加热至55℃～60℃，然后再经净化水空冷器或净化水冷却器18冷 至40℃后经物流F出装置。本发明还在净化水管线上设置了旁通阀19，用以灵活调节 酸性水进酸性水脱气罐1的温度。

比较例1和实施例1

比较例1：某酸性水汽提装置采用现有技术常规的单塔侧线加压抽出工艺。自汽提 装置外来的酸性水(即，来自上游装置的酸性水)中H₂S为8000mg/L、NH₃为6000mg/L， 流量为120t/h，温度为40℃、压力为0.40MPa，直接进入酸性水脱气罐，酸性水脱气罐 的操作压力为0.15MPa，脱出的轻油气送至火炬系统，脱气后的酸性水进入两级酸性水 原料罐进一步除油，当酸性水原料罐中油层厚度达到50mm左右时，即将轻污油排至地 下污油罐，经地下污油泵间断送出装置。

除油后的酸性水经酸性水原料泵加压分为两路，其中一路经冷进料冷却器冷却后进 入主汽提塔顶，另一路经换热后进入主汽提塔的第一层塔盘；塔顶酸性气送至硫磺回收 酸性气燃烧炉；侧线抽出气自主汽提塔中部抽出；塔底用1.0MPa蒸汽通过重沸器供热， 凝结水经凝结水罐送出装置。

汽提塔底净化水与原料酸性水换热后，再经过净化水空冷器或净化水冷却器冷却至 40℃，一部分送至上游装置回用，剩余部分排至含油污水管网。

自主汽提塔中部抽出的抽出气，经过三级冷凝冷却分液后，得到浓度高于97％(V) 的粗氨气，送至氨精制系统。一、二级分凝液冷却后，与三级分凝液合并进入第一级酸 性水原料罐。

比较例1中，经检测，酸性水罐顶挥发性气体中除含10～22％的轻烃外，还含有H2S 180～300mg/m³，氨氮化合物10～110mg/m³，排放不能满足《恶臭污染物排放标准》 (GB14554-93)等标准的要求。

实施例1采用本发明如前结合图1描述的方法及装置，其处理的酸性水与比较例1 的相同。但主要采取了以下综合处理措施：1)将酸性水脱气罐操作压力降低到0.08MPa； 2)汽提塔底的净化水在进入净化水空冷器或净化水冷却器之前，先进入第一换热器将 进酸性水脱气罐的酸性水加热至58℃，使酸性水脱气罐在较高的操作温度下操作，并控 制酸性水在酸性水脱气罐内50％液位操作时停留时间在2h以上；3)一、二、三级分凝 液先进入循环液缓冲罐再返回至酸性水原料泵出口酸性水管线上并通过静态混合器均 质，控制循环液缓冲罐内温度38℃，压力0.3MPa；4)第一级酸性水原料罐与第二级酸 性水原料罐中酸性水总的有效停留时间大于72h，用氮气使储第一级酸性水原料罐与第 二级酸性水原料罐压力维持在50mmH₂O柱～150mmH₂O柱之间，且保持各酸性水原料 罐中油层厚度控制在700mm以形成油封。利用本发明的方法对酸性水进行综合处理后， 经检测，酸性水罐顶挥发性气体中轻烃含量降为10～30mg/m³，H₂S含量小于2mg/m³， 氨氮化合物监测不出来。现场完全闻不到有恶臭气味，除恶臭效果明显。排放满足《恶 臭污染物排放标准》(GB14554-93)等标准的要求。可见，本发明的方法有效地阻止了 H₂S等恶臭气体组分从酸性水原料罐中逸出。

比较例2和实施例2

某酸性水汽提装置采用双塔汽提工艺。自装置外来的酸性水中H₂S为10000mg/L、 NH₃为8000mg/L，处理量为150t/h。装置建成投产后，酸性水原料罐排放的恶臭气体流 量大，周边环境臭味较大，故要求对酸性水原料罐排放气进行综合处理，使排放气满足 《恶臭污染物排放标准》GB14554-1993的要求。

比较例2采用现有技术的液相吸收法，实施例2采用本发明如前结合图1描述的方 法及装置。实施例2处理的酸性水与比较例2的相同，但主要采取了以下综合处理措施： 1)将酸性水脱气罐操作压力降低到0.05MPa；2)汽提塔底的净化水在进入净化水空冷 器或净化水冷却器之前，先进入第一换热器将进酸性水脱气罐的酸性水加热至55℃，使 酸性水脱气罐在较高的操作温度下操作，并控制酸性水在酸性水脱气罐内50％液位操作 时停留时间在2h以上；3)一、二、三级分凝液先进入循环液缓冲罐后再返回至酸性水 原料泵出口酸性水管线上并通过静态混合器均质，控制循环液缓冲罐内温度42℃，压力 0.5MPa；4)第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐中酸性水总的有效停留时间大 于72h，用氮气使储第一级酸性水原料罐与第二级酸性水原料罐压力维持在50mmH₂O 柱～150mmH₂O柱之间，且保持各酸性水原料罐中油层厚度控制在900mm以形成油封。 利用本发明的方法对酸性水进行综合处理后，在满足恶性气体治理目标的情况下，两种 工艺从投资、能耗、环保等方面的简要对比如表2所示。

表2两种工艺从投资、能耗、环保等方面的简要对比

序号 项目 实施例2 比较例2 1 治理后挥发性气体中恶臭气体含量 1.2mg/m³10.2mg/m³2 设备投资 36万元 116万元 3 年操作费用 8.9万元 51.7万元 4 能耗 112kW 537kW 5 是否外购吸收剂或吸附剂 不需要 需要 6 是否存在二次污染 不存在 外排废脱硫溶剂21t/a

从表2可以看出，在两种工艺处理效果均满足《恶臭污染物排放标准》GB14554-1993 要求的情况下，从投资、能耗、环保等方面比较，本发明的实施例2优于比较例2。实 施例2根据酸性水汽提工艺的特点，仅对工艺流程和工艺设施进行优化，不需要外部的 吸附剂、吸收剂或是冷冻剂等，投资及运行费用低，操作及维护简单，没有二次污染。 比较例2流程较复杂，设备投资高，动设备较多，设备维护工作量大，能耗及操作费用 高，且外购的脱硫溶剂为碱液、氧化剂、催化剂组成的混合溶剂，废脱硫溶剂难处理， 存在二次污染。