茂名石化公司炼油厂双塔汽提(加压脱硫化氢、回收液氨)实例

• 1982年茂名石化公司炼油厂建成一套酸性水单、双塔汽提装置，该装置是加氢裂化装置的配套工程。单塔处理催化裂化、焦化装置较低浓度的酸性水，双塔处理加氢裂化、重整和加氢精制装置产生的高浓度酸性水。
  
• 工艺流程简述
  催化裂化、焦化装置来的酸性水经泵分为两股，一股作为冷进料，进入单塔顶部填料层上；一股换热至140℃，作为热进料进入单塔上部第1层塔板。塔顶酸性气经分液后送至硫黄回收。含氨水汽从第19层侧线抽出，送入双塔部分的氨汽提塔。单塔塔底净化水送至污水处理场。
  重整、加氢精制装置酸性水经低浓度进料泵输送；加氢裂化装置酸性水经高浓度进料泵输送。重整、加氢精制酸性水一股作为冷进料进入硫化氢塔顶填料层上，另一股与加氢裂化酸性水在泵出口汇合后，经换热至140℃，作为热进料，进入硫化氢塔上部第7层塔板。塔底用重沸器供热。汽提出的酸性气自塔顶经分液罐后，酸性气送至硫黄回收。硫化氢塔底循环液与进料酸性水换热后，温度降至138℃，自压进入氮塔第11层塔板，作为热进料。单塔侧线抽出的含氨水汽，进入氨塔的第23层塔板，作为气相热进料。氨塔底用重沸器供热。汽提出的气氨自塔顶经冷凝冷却后，进入分液罐进行气液分离，自罐顶分出的气氨进入氨精制系统生产液氨。分出的冷凝液约1/4进入硫化氢塔第1层塔板，作为硫化氢塔冷进料。另外3/4打入双塔的氨塔塔顶作为氨塔回流。氨塔塔底净化水送至污水处理场。详见图2-36。
  
• 原料及产品组成
  原料及产品组成见下表。
  

  原料及产品组成

  项目	原设计组成		1987年实际生产组成		1988年实际生产组成
  	H2S	NH3	H2S	NH3	H2S	NH3
  单塔进料酸性水/(mg/L)			1409	1712	4094	4663
  其中催化裂化水/(mg/L)	836.8	793.57
  焦化水/(mg/L)	6606.80	2930.54
  双塔冷进料水/(mg/L)			2323	2676	5066	8325
  其中重整水/(mg/L)	8583.09	3411.03
  加氢精制水/(mg/L)	8583.09	3411.03
  双塔热进料水/(mg/L)	64300	32200	26198	49581	41576	64613
  其中加氢裂化水/(mg/L)
  单塔净化水/(mg/L)	＜100	＜300	17	40	31	60
  双塔净化水/(mg/L)	＜100	＜300	14	28	24	43
  单塔酸性气/%(体)	97.4	＜1	48.14	0.65	47.33	0.75
  双塔酸性气/%(体)	97.4	＜1	78.70	0.83	86.87	0.93
  双塔气氨	微量		8.08mg/m3	99.59%	3.57mg/m3	99.68%

• 物料平衡
  原料水量及产品产量分别见一下两表。
  

  原料水量

  项目	酸性水I		酸性水II		酸性水III	总计
  	催化水	焦化水	重整水	加氢精制水	加氢裂化水
  水量/(t/h)	6	5	3	8	6.847	28.847
  水量/(t/a)	48000	40000	24000	64000	54776	230776

  产品产量

  项目	单塔系统		双塔系统		总计
  	kg/h	t/a	kg/h	t/a	kg/h	t/a
  净化水	10000	80000	17992.7	143941.6	27992.7	223941.6
  硫化氢	35.83	286.64	546	4368	581.83	4654.64
  液氨			263	2104	263	2104

  1987年单塔生产346天，双塔生产355天，共处理酸性水260kt，平均处理量为30.97t/h，为设计能力的107.29%，其中单塔11.24t/h，双塔19.74t/h，分别为设计能力的102.2%和110.6%。生产液氨1.42kt，平均日产4.72t。净化水含硫化氢合格率100%，含氨合格率95.74%。液氨含硫化氢8.08mg/m3。
  
• 主要工艺设备
  单塔汽提硫化氢塔:￠600/￠800/￠1000*37718*20*16、12、*(10+2)矩鞍型填料两层(￠600)，浮阀塔板40层(￠800段16层、￠1000段24层)，板间距450mm。
  双塔汽提硫化氢塔:￠800/￠1000*31502*16*(10+2)，矩鞍型填料两层(￠800段)，浮阀塔板30层(￠800段6层、￠1000段24层)，板间距450mm。
  双塔汽提氨塔:￠1400*29252*16、(10+2)，浮阀塔板30层，板间距450mm。
  单塔硫化氢塔顶气液分离罐:￠800*2504*10卧式
  双塔硫化氢塔顶气液分离罐:￠800*2504*10卧式
  氨液分离罐:￠1400*5800*10卧式
  单塔硫化氢塔底重沸器:GCH-1001-16/10-120 B=600
  双塔硫化氢塔底重沸器:GCH-1001-16/10-120 B=600
  双塔氨塔底重沸器:GCH-1200-16/10-170 B=600
• 主要工艺操作条件
  (1)单塔汽提硫化氢塔
  塔顶温度:45℃；冷进料温度:409；热进料:130℃；侧线抽出温度:158℃；塔底温度:160℃；塔顶压力:0.5MPa
  (2)双塔汽提硫化氢塔
  塔顶温度:45℃；冷进料温度:40℃；热进料:134℃；塔底温度:164℃；塔顶压力:0.55MPa
  (3)双塔汽提氨塔
  塔顶温度:115℃；冷进料温度:40℃；热进料:134℃；塔底温度:141℃；塔顶压力:0.24MPa
  (4)单塔顶气液分离罐
  温度:45℃；压力:0.5MPa
  (5)硫化氢塔顶气液分离罐
  温度:45℃；压力:0.55MPa
  (6)双塔氨液分离罐
  温度:38℃；压力:0.2MPa
  
• 消耗指标及能耗
  下表中消耗指标及能耗是包括全装置即单双塔汽提、液氨精制及公用工程的设计数据。
  

  消耗指标及能耗

  序号	项目	单位耗量		小时耗量		能耗指标		单位能耗/(MJ/t)	总能耗/(MJ/h)
  		单位	数量	单位	数量	单位	数量
  1	循环水	t/t	14.27	t/h	411.6	MJ/t	4.19	59.8	1724.6
  2	电力	kW·h/t	3.85	kW	111	MJ/kW·h	12.56	48.3	1394.2
  3	净化空气	m3/t	4.16	m3/h	120	MJ/m3	1.67	6.9	200.4
  4	1MPa蒸汽	t/t	0.285	t/h	8.212	MJ/t	3181.9	906.8	26129.8
  	总计							1021.8	29449

  蒸汽用量是决定装置能耗的主要因素，根据现场各塔底重沸器实耗最大蒸汽量计算的能耗数值比设计值低。设计单塔汽提重沸器2.072t/h，硫化氢塔底重沸器1.952t/h，氨塔底重沸器3.688t/h，合计蒸汽耗量7.712t/h，总能耗为24539.4MJ/h，单位能耗856.6MJ/t酸性水。生产实耗各塔底重沸器蒸汽耗量最大值:单塔汽提重沸器0.16t/t酸性水、硫化氢塔底重沸器0.1t/t酸性水、氨塔底重沸器0.16t/t酸性水、按各塔进料量折合蒸汽耗量，单塔汽提重沸器1.76t/h，硫化氢塔底重沸器1.78t/h，氨塔底重沸器2.86t/h、各塔蒸汽耗量合计6.4t/h，总能耗为20364.6MJ/h，单位能耗706MJ/t酸性水。
  
• 装置设计及生产特点
  经多年生产实践，并从上述数据可概括该装置具有以下特点:
  装置操作具有一定弹性，生产中原料水量、水质经常变化，尤其水中污染物含量远远超过设计值，装置均能保证正常生产。
  处理效果好，净化水合格率高。由于设计中采用变径的汽提塔，并选用合理的水力参数，为获得较好的汽提效果创造了条件。生产中不断总结经验，提高操作水平，例如掌握好提供合乎要求的汽提热源；控制好汽提塔各关键点温度；注意提高硫化氢塔的拔出率；注意稳定氨塔顶回流罐的压力等操作要点。
  单塔侧线抽出直接进入双塔的氨汽提塔，与双塔汽提的气氨一并处理，回收了高纯度液氨。该流程充分利用装置内双塔汽提的有利条件，取消分凝冷凝设备，避免在单塔中形成高浓度内循环，节约单塔汽提蒸汽用量。另外侧线抽出以气相进入氨塔，可减少双塔汽提蒸汽用量，这也是与同类装置相比，双塔在处理高浓度酸性水的情况下，尚能节约蒸汽用量的原因之一。
  采用反馈控制，使操作稳定，便于调节。双塔汽提操作控制的核心设备是氨塔顶回流罐。该回流罐存在着氨-硫化氢-二氧化碳-水多元体系的相平衡。故选择合适的气-液平衡条件，保持其压力稳定，是全装置平稳操作的关键，是保证气氨产品质量的重要因素之一。该设计采用反馈自动控制--即从氨压机系统向回流罐引入气氨，以维持其压力的稳定。在生产中不管是原料水质、水量的变化，或其他外界因素的干扰，在严重破坏系统相平衡的情况下，回流罐的压力仍能稳定在0.2MPa，装置仍能保持稳定操作。故采用反馈控制，是
  加强抗干扰能力，保证全装置平稳操作的重要手段。
  国内首次采用以浓氨水循环洗涤气氨的精制流程，以获得高纯度液氨，取得了较满意的效果。
  
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