目录
1装置概况及主要工艺技术特点 (1)
2 工艺过程简述及工艺流程简图 (5)
3 主要工艺指标、技术经济指标及能耗 (8)
4 主要动力指标 (12)
5 产品质量指标及分析化验项目 (14)
6 主要原料及原辅材料质量指标 (15)
7 主要设备一览表及主要设计参数 (15)
8 仪表控制方案及主要仪表性能 (19)
9 安全、环保、健康技术规定 (24)
10 装置开、停工方案 (36)
11 装置事故处理 (56)
附录A 装置平面布置图
附录B 装置原则流程图
附录C 主要设备单体图
1 装置概况及主要工艺技术特点
1.1 装置概况
1.1.1 项目背景
中国石油化工股份公司茂名分公司炼油分部原油加工能力为1350万吨/年，拥有常减压、重油催化裂化、延迟焦化、加氢裂化、加氢精制、渣油加氢裂化等装置。上述装置产生的含硫含氨酸性水送至酸性水汽提装置，分离出氨和硫化氢，氨制成液氨外卖，硫化氢送硫磺回收装置生产硫磺，实现变废为宝的目的。目前，茂名分公司有两套酸性水汽提装置，一是北汽提装置，原设计能力48吨/时，后经过多次改造，现最大可达70吨/时，二是西汽提装置，原设计能力100吨/时，后经过改造，现装置最大处理能力达170吨/时，基本满足了前一阶段的需要。但随着原油含硫量不断升高及加工量不断增加，环保要求日趋严格，汽、柴油质量升级，装置产生的酸性水量不断增加，已超过现有酸性水汽提装置的处理能力，极易发生环境污染事故。因此新上一套200吨/时酸性水汽提装置迫在眉睫。
1.1.2项目建设的必要性
茂名分公司现有的西、北两套污水汽提装置，改造后的最大处理能力为240吨/时，而目前全厂的18套生产装置产生含硫污水的设计量为301.16吨/时，污水汽提装置处理能力与污水设计量之间缺口61.16吨/时。为平衡全厂含硫污水处理，相关处室及车间采取压减相关装置的注水、注汽量等措施来减少含硫污水产生量，同时将低浓度含硫污水直排入污水处理场处理，目前厂内含硫污水产生量与处理量基本平衡，但这种平衡是极其脆弱的。
1.1.
2.1炼油分部内新增含硫污水无去处
渣油加氢装置因结垢腐蚀需增加注水量，新增的含硫污水无处去。近期规划中的4套装置：10万吨/年硫磺回收装置、180万吨/年蜡油加氢装置、40万吨/年芳烃抽提装置和60万吨/年对二甲苯联合装置新增的含硫污水也无去处。
1.1.
2.2极限压减装置含硫污水产生量不是长远之计
为平衡全厂含硫污水处理，采取了压减相关装置的注水、注汽量等措施，长期如此，将增加装置的安全隐患机率和设备维修费用，不符合装置安全经济
运行理念，不是长久之计。
1.1.
2.3现有的两套汽提装置无法再扩能改造经提高处理能力
现有的两套汽提装置都已经多次改造，处理能力已提高到极限处理能力，无法再通过扩能改造提高处理能力。
1.1.
2.4北汽提装置不符合卫生防护距离，长远考虑必将拆除
汽提装置卫生防护距离为800m。北汽提装置位于厂区西北，接近厂区边界。在北汽提装置卫生防护距离内的村庄有环城北居委的蒲瓜村、高岭大队等。随着国家法规及环评要求的日益严格，考虑到公司将来的发展，北汽提装置拆除势在必行。
为减少由于压减注水量、注汽量对设备的腐蚀，还原采用污水设计量，污水产生量与处理能力之间缺口61.16吨/时；炼油规划新上项目增加含硫污水量68.5吨/时；因厂区卫生防护距离拆除北汽提装置后减少污水处理能力70吨/时；将来采购原油的含硫如果进一步上升至1.8%,而产品质量应国家要求升级，汽油产品从欧Ⅱ标准500ppm提高到欧Ⅲ标准150ppm，柴油从国家标准2000ppm 提高到欧Ⅱ标准500ppm标准，含硫污水量还将会进一步增加；公司炼油能力将来扩建到2000万吨/年，还需对含硫污水处理能力留有余量。这五个因素全部综合考虑，将来含硫污水处理能力将缺口200吨/时以上，所以及早新上一套200吨/时含硫污水汽提装置是非常有必要的。
1.1.3 设计的依据
1.1.3.1 中国石油化工股份有限公司茂名分公司2008年01月21日下达的“关于编制200吨/时酸性水汽提装置基础设计的委托书”。
1.1.3.2茂名瑞派石化工程有限公司2007年05月编制的“200吨/时酸性水汽提装置可行性研究报告”。
1.1.3.3中国石油化工集团公司的《石油化工装置基础工程设计内容规定》SHSG-033-2003。
1.1.4 设计原则
1.1.4.1 装置工艺技术采用国内成熟可靠的双塔加压蒸汽汽提生产技术，结合现有的装置生产经验，优化流程和控制方法，使装置达到投资经济、布局合理、运行可靠的要求。
1.1.4.2 大力推进技术进步，积极采用新工艺、新技术，如氨精制部分采用专利
技术，使生产出的液氨质量达到冷冻用介质的要求；采用CTST立体传质塔盘，提高装置的处理能力，增大装置的操作弹性等。
1.1.4.3 把节能降耗作为设计的一项重要内容，装置的主要技术经济指标应达到国内同类装置的先进水平。
1.1.4.4 充分依托原有的公用工程条件，如原料罐区、操作室、配电室、管廊、氨水设施等；设备布置按照“流程顺畅、紧凑布置”的原则，采用露天布置有效地减少装置建设用地和建设投资，并靠虑美观与原有装置基本成镜面布置。
1.1.4.5 装置设计采用可靠的安全技术，如超压设备设置安全阀，硫化氢放空去火炬等，严格执行国家现行的有关安全法规。
1.1.4.6三废治理要做到同时设计、同时施工、同时投产，并考虑环保的综合治理。
1.1.5 装置性质、规模、设计范围
1.1.5.1 装置建设性质
本装置为新建装置。由中国石油化工股份有限公司茂名分公司投资建设。1.1.5.2装置规模
新建装置规模为处理酸性水200吨/时，年开工时间为8400小时。
1.1.5.3设计范围
本项目基础设计包括两部分，一是200吨/时酸性水汽提装置主体部分；二是界区外的系统配套工程部分。其它原料罐、变电所、控制室、办公室均与原100吨/时污水汽提装置共用，不再新建。
1.1.6装置定员
本装置布置在原100吨/时污水汽提装置的预留位置上，与原装置组成联合装置，装置管理人员不需增加，参考中国石化总公司的《石油化工企业定员标准》，该装置定员8人（仅配操作人员）。
装置定员
备注：装置管理人员由联合三车间统一考虑解决。
1.2 生产方法、工艺技术路线
1.2.1 生产方法
上游各装置来的含硫、含氨酸性水主要污染物是含油、H
2S、NH
3
等，其中H
2
S
和NH
3是以NH
4
HS的形式存在。酸性水原料中的油、气通过静置脱油原料罐和脱
气罐除去不凝气和机械杂质。NH
4HS为弱电解质，在水中发生如下反应：NH
4
HS →
NH
4＋＋HS－→NH
3
＋H
2
S。加热可以使NH
4
HS分解成HS－、NH
4
＋,并以H
2
S、NH
3
的形式
逸出进入气相。因此炼油厂酸性水处理的方法通常是脱气、除油后再进行加热汽提，使水质得到净化。
1.2.2工艺技术路线
1.2.2.1汽提工艺
目前酸性水汽提工艺主要有单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提和双塔加压汽提三种工艺流程。
单塔加压侧线抽出汽提工艺：是在加压状态下采用单塔处理酸性水，侧线抽出富氨气，并进一步精制回收液氨。单塔低压汽提工艺是在低压状态下采用单塔处理酸性水，硫化氢及氨同时被汽提，酸性气为硫化氢及氨的混合气体。双塔加
压汽提工艺：是在加压状态下，采用双塔分别汽提酸性水中的H
2S和NH
3
。
根据茂名分公司的酸性水性质、原有汽提装置工艺及生产操作实际情况，新建酸性水汽提采用双塔加压汽提工艺，一方面与原酸性水汽提装置工艺保持一致，操作人员比较熟悉，另一方面汽提出的酸性气压力较高，可输送到距离较远的新上硫磺回收装置，汽提出的氨生产高质量的液氨外卖，故采用双塔加压汽提工艺。该工艺流程相对较复杂，蒸汽耗量较高，投资较高，占地面积较大，但可以处理硫化氢及氨浓度都很高的酸性水(＞15000ppm)。适用于处理量很大，酸性水中硫化氢及氨浓度都很高且要求净化水合格率很高的场合，副产品液氨可作为厂内回用或作冷冻用氨外卖。
双塔汽提工艺流程是原料酸性水经脱气、除油后，分冷热进料分别进入汽提塔的顶部和中上部，塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提，塔顶酸性气冷凝分液后送至硫磺回收装置回收硫磺，塔底含氨污水自压至氨汽提塔进一步处理；氨汽提塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提，塔底净化水换热冷却后送至上游装置回用或至污水处理场，塔顶富氨气经两级冷凝后得到粗氨气，采用浓氨水低温洗涤、结晶和脱硫
剂吸附精制后，通过压缩、冷却冷凝后得到副产品液氨。
1.2.2.2氨处理工艺
通常汽提出的粗气氨主要有两种处理方法，一是直接将粗气氨送入焚烧炉焚烧，在高温条件下将氨气分解为氮气，再高空排放；另一种是将粗气氨进行低温循环洗涤、结晶、吸附、压缩、冷凝工艺，将粗氨气中的H
S进一步脱除，
2
生产出高纯度液氨。为进一步回收气氨，同时减少燃料气消耗，我们采用低温循环洗涤、结晶、吸附、压缩、冷凝的氨处理工艺。
1.2.3 工艺特点
1.2.3.1 采用双塔汽提工艺，汽提出的硫化氢送硫磺回收装置生产硫磺，汽提出的氨经精制后生产冷冻用液氨外卖，净化水送各装置回用，达到消除污染、化害为利、综合利用的目的。
1.2.3.2 采用双塔汽提工艺，对原料的适应性很强，既可处理高含硫污水，也可处理一般浓度污水，操作弹性大，易于调节，保证净化水的合格率。
1.2.3.3 原料污水脱气后进3个万吨原料污水罐，3个罐串连，有足够的静置脱油、脱尘时间，使进入泵、换热器、塔的污水含油量≤50mg/l，有利于装置安、稳、长、满、优运转。
1.2.3.4 采用“洗涤—结晶—吸附—压缩”氨精制专利技术，经联合工艺精制后,液氨中的H2S含量≤1ppm，完全可作为冷冻机用氨。
1.2.3.5 优化流程及操作参数，氨汽提塔顶采用两级冷凝冷却，既提高了气氨中硫化氢的去除率，又减少了气氨在液相中的溶解量，从而减少了氨在系统中的循环量，提高装置的处理量。
1.2.3.6 从氨汽提塔顶出来的汽氨一级冷凝冷却器采用空冷器。因从氨汽提塔顶出来的汽氨温度高达134℃，用循环水冷却易结垢，冷却效果不理想，采用空冷不仅冷却效果好，还可减少循环水用量，更利于环保。
1.2.3.7 两个结晶罐采用串联和并联两种工艺流程。当串联时，气氨先结晶，后
S。这样不仅脱硫完全，经脱硫剂吸附后再一次进行结晶，可以更完全的脱除H
2
并且因保留并联流程，操作更灵活。
2 工艺过程简述及工艺流程简图
2.1 工艺过程简述
2.1.1 原料预处理系统
原料预处理系统主要包括原料脱气和机械过滤两个过程，主要目的是脱除酸性气中的不凝气和机械杂质。
自上游装置来的酸性水原料，先进入脱气罐（容-1201）脱气后靠自压进入原料罐（容-2/1，2，3）静置脱油，低碳烃气体至气柜回收，油则送回蒸馏装置回炼。脱油后的酸性水由泵（泵-1207）打入机械过滤器（滤-1201/1，2），过滤出催化剂颗粒及其它杂质后进入硫化氢汽提塔系统。
2.1.2 硫化氢汽提塔系统
本系统的作用是脱除酸性水中的硫化氢。
预处理后的酸性水经进料泵（泵-1201/1，2）加压后分成两路，一路直接进入硫化氢汽提塔（塔-1201）顶作吸收冷水，把塔顶气氨吸收下来，控制塔顶温度45≯℃；另一路先进入换-1202，与换-1201和换-1205来的蒸汽凝结水换热到55℃，后进入换-1203/1，2，与氨汽提塔（塔-1202）底的净化水换热到105℃后，再进入换-1204/1～4 与塔-1201底物料换热至140℃后作为热进料从第13层(或第7层)塔板进入塔-1201。塔底用1.0Mpa低压蒸汽通过重沸器提供汽提及
S从塔顶出来，分离所需的热量控制塔底温度在156℃左右。经汽提分离后，H
2
然后进入硫化氢冷却器（冷-1201），冷却至45℃后进入酸性气分液罐（容-1204），S从罐顶出装置。塔-1201底的含氨污水经换-1204/1～4与进进一步分液后，H
2
料酸性水换热后直接进入氨汽提系统。
2.1.3 氨汽提塔系统
本系统的作用是脱除含氨污水中的氨。
从塔-1201底来的含氨污水经换热降温至128℃后，靠自压从第11块板进入氨汽提塔（塔-1202）。塔底用1.0MPa低压蒸汽通过重沸器提供汽提、分离所需的热量，控制塔底温度在137℃左右。经汽提分离后，塔顶汽氨先进入汽氨空冷器（冷-1202/1，2），冷至100℃后进入氨一级分液罐（容-1205），分液后的汽氨进入氨二级冷凝冷却器（冷-1203/1，2），进一步冷至40℃后进入进入氨二级分液罐（容-1206），分液后粗气氨进入氨精制系统。容-1205液相经冷却器（冷-1204）冷却至40℃后，与容-1206的液相混合后经氨汽提塔回流泵（泵-1203/1，2）加压后分两路，一路约3/4打回塔-1202顶作回流用，另一路约1/4
打回塔-1201作冷回流。塔-1202底的净化水经换-1203/1，2，与酸性水原料换至105℃后进入净化水空冷器（冷-1208/1～4），冷至50℃后出装置。
2.1.4 氨精制塔系统
本系统的作用是进一步脱除气氨中的硫化氢及其它含硫杂质，生产高纯度的液氨。
生产液氨时，从容-1206顶来的粗氨气，与来自液氨缓冲罐（容-1214）及液氨中间罐（容-1216/1，2）来的液氨，经节流汽化降温至7℃以下后进入氨精制塔（塔-1203）下部。塔-1203的温度由来自容-1214、容-1216/1，2的液氨返回量调节，塔底温度控制在10℃以下。除盐水与塔底循环液混合后经氨精制塔底循环泵（泵-1204/1，2）打入塔顶回流，与塔内上升的气氨在高效填料中逆向接角，把气氨中的H
2
S不断吸收下来，气氨从塔-1203顶引出，塔底液相由泵
-1204/1，2打循环，当循环液的硫化氢浓度达到一定值（NH
3/H
2
S分子比<20）时，
把一部分循环液排至容-2/1，2，3回炼，从泵-1204入口补充除盐水。
从塔-1203顶来的气氨进入结晶罐底部（容-1208/1），从自容-1214、容-1216/1，2来的液氨控制温度，液面结晶，以硫氢化氨或硫化铵的形式除去硫化氢，从罐顶出来的气氨进入吸附罐（容-1209/1，2）底部，经罐内的JX-1脱硫剂接触，以进一步吸收硫化氢，精制后的气氨从罐顶进入气氨精细过滤器（滤-1202/1，2），再进入压缩机入口分液罐（容-1211），分液后的气氨进入所氨压缩机（机-1201/1，2）进行压缩，压缩后的气氨进入气氨冷却器（冷-1206），冷至80℃后进入捕油器（容-1212），分油后的气氨进入气氨冷凝冷却器（冷-1207/1～4），冷至40℃后进入进入容-1214和容-1216/1，2。容-1214和容-1216/1，2的一部分气相氨返回容-1203及塔-1203作系统保压。容-1214和容-1216/1，2的一部分液相氨返回塔-1203及容-1208/1，2调节温度及循环液中氨与硫化氢的摩尔比，容-1216/1，2的大部分液氨作为产品直接出装置。
2.1.5 氨水生产系统
当需要生产氨水时，来自容-1204顶的粗气氨与氨水泵（泵-1205/1，2）抽出的水或稀氨水在混-1201中混合，后进入氨水冷却器（冷-1205），冷却至40℃后返回氨水罐（容-1207/1，2）。容-1207/1，2的氨水继续用泵-1205/1，2抽出与容-1206来的气氨在混-1201中混合进行循环，提高氨水浓度，直至氨水浓度合格后再用泵-1205/1，2送出装置。除盐水在容-1207/1，2补充。
2.2 工艺流程图（见附页）
3 主要工艺指标、技术经济指标及能耗3.1 主要工艺指标
3.2 主要技术经济指标
3.3 能耗