1.本发明属于环保技术领域，涉及到石油化工污水处理技术，具体涉及一种污水单塔汽提工艺。
背景技术：2.随着国内经济的发展，炼油能力也持续抬升，现炼油项目基本上为石化产业基地的炼化一体化项目。随着石油化工行业扩建提升产能的同时，不可避免的产生的工业废水也是与日俱增。
3.炼化废水中含有各种有机物，直接排放会对环境产生严重的污染，因此，所有的炼化废水均需要进行处理后，达到国家排放标准才准许向自然环境中排放。在对炼化废水进行初步处理时，通常是先进行油类回收，即可以回收一定量的废油，又可减轻污水处理厂的处理负担及处理成本，因此，如何高效节能处理工业废水并回收部分组分，比如氨氮、硫化氢等成为目前行业的迫切需求。
技术实现要素：4.本发明的目的是提供一种污水单塔汽提工艺，以解决现污水处理厂的处理负担较重且处理成本高，有些组分无法回收的问题。
5.为实现上述目的，本技术是通过以下技术方案实现的：
6.一种污水单塔汽提工艺，包括以下步骤：
7.s1、将蒸汽管路与污水汽提塔釜连接，蒸汽直接参与污水离子组分汽提分离过程；
8.s2、控制污水汽提塔顶温度30-60℃、压力0.4-0.6mpa、汽提塔上部8层塔盘温度110-130℃；
9.s3、控制侧线抽出比8％-10％，侧线抽出的气体第一次分离前温度控制110-140℃、第一次分离的冷凝罐压力控制0.3-0.45mpa，分离得到粗氨气；
10.s4、步骤s3得到的粗氨气在第二次分离前温度控制80-100℃、第二次分离的冷凝罐压力控制0.2-0.35mpa，分离得到精制氨气；
11.s5、步骤s4得到的精制氨气在第三次分离前温度控制20-50℃，第三次分离的冷凝罐压力控制0.15-0.25mpa，经过深度固硫，控制氨气中的硫化物含量＜2000mg/l，得到低硫含量的高浓度氨气；
12.s6、汽提塔顶抽出高纯度的硫化氢。
13.进一步的，步骤s2中，控制污水汽提塔底温度为140-160℃。
14.进一步的，污水汽提塔的进料由冷进料和热进料两路组成，其中热进料的进料口位于污水汽提塔的侧线抽出口的上方，冷进料的进料口位于污水汽提塔的塔顶，且污水汽提塔冷热进料比1:4-1:7，冷进料温度控制30-40℃，热进料温度控制145-160℃。
15.进一步的，热进料经过第二次分离的冷凝器、第一次分离的冷凝器、净化水-酸性水换热器分别进行换热后进入污水汽提塔。
16.进一步的，所述污水汽提塔的侧线抽出口位于汽提塔上部8层塔盘范围内。
17.进一步的，步骤s3中的侧线抽出比为侧线抽出的汽体量与进料量的比值。
18.本发明的有益效果是：
19.本技术方案通过对污水单塔汽提的改进工艺，缓解现污水汽提装置能耗需求大的问题，并且对精制氨气中的硫化氢固硫效果影响较大，且有利于提高污水汽提的经济效益。
附图说明
20.图1为本发明实施例1的工艺流程图。
21.附图标记说明
22.1—污水汽提塔，2—第一次分离换热器，3—第一次分离的冷凝罐，4—第二次分离的换热器，5—第二次分离的冷凝罐，6—第三次分离的换热器，7—第三次分离的冷凝罐。
具体实施方式
23.以下通过实施例对本发明的技术方案进行详细的说明，以下的实施例仅是示例性的，仅能用来解释和说明本发明的技术方案，而不能解释为是对本发明技术方案的限制。
24.本技术提供一种污水单塔汽提工艺，包括以下步骤：
25.s1、将蒸汽管路与污水汽提塔釜连接，蒸汽直接参与污水离子组分汽提分离过程；污水汽提塔的进料由冷进料和热进料两路组成，其中热进料的进料口位于污水汽提塔的侧线抽出口的上方，冷进料的进料口位于污水汽提塔的塔顶，且污水汽提塔冷热进料比1:4-1:7，冷进料温度控制30-40℃，热进料温度控制145-160℃。热进料经过第二次分离的冷凝器、第一次分离的冷凝器、净化水-酸性水换热器分别进行换热后进入污水汽提塔。
26.s2、控制污水汽提塔顶温度30-60℃、压力0.4-0.6mpa、汽提塔上部8层塔盘温度110-130℃；控制污水汽提塔底温度为140-160℃。
27.s3、控制侧线抽出比(侧线抽出的汽体量与进料量的比值)8％-10％，侧线抽出的气体第一次分离前温度控制110-140℃、第一次分离的冷凝罐压力控制0.3-0.45mpa，分离得到粗氨气；所述污水汽提塔的侧线抽出口位于汽提塔上部8层塔盘范围内。
28.s4、步骤s3得到的粗氨气在第二次分离前温度控制80-100℃、第二次分离的冷凝罐压力控制0.2-0.35mpa，分离得到精制氨气。
29.s5、步骤s4得到的精制氨气在第三次分离前温度控制20-50℃，第三次分离的冷凝罐压力控制0.15-0.25mpa，经过深度固硫，控制氨气中的硫化物含量＜2000mg/l，得到低硫含量的高浓度氨气。
30.实施例1
31.本实施例提供的污水单塔汽提工艺的工艺流程图参见图1所示，具体包括以下步骤：
32.s1、将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，控制污水汽提塔底温度140℃。
33.s2、调整控制污水汽提塔顶温度45℃、压力0.5mpa、汽提塔上部8层塔盘(灵敏板)温度120℃，控制污水汽提塔冷热进料比1:4，冷进料温度控制30℃，热进料温度控制145℃，分离得到高纯度的硫化氢气体。
34.s3、污水汽提塔侧线合适位置抽出大量富氨气及水蒸气，经第一次分离的冷凝罐3
进行高温分水，得到粗氨气。控制侧线抽出比(侧线抽出量/加工量)8％，第一次分离的冷凝罐前温度110℃、压力控制0.3mpa，分离得到高浓度粗氨气。
35.s4、将步骤s3分离得到的高浓度粗氨气，经第二次分离的冷凝罐5低温固硫得到进一步精制的氨气。控制第二次分离的冷凝罐前温度80℃、压力0.2mpa。
36.s5将步骤s4精制得到的氨气经第三次分离的冷凝罐7深度固硫，得到低硫含量的高浓度氨气。控制第三次分离的冷凝罐前温度35℃，压力0.2mpa。
37.实施例2
38.本实施例提供的污水单塔汽提工艺，具体包括以下步骤：
39.s1、将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，控制污水汽提塔底温度160℃。
40.s2、调整控制污水汽提塔顶温度60℃、压力0.6mpa、汽提塔上部8层塔盘(灵敏板)温度130℃，控制污水汽提塔冷热进料比1:7，冷进料温度控制40℃，热进料温度控制160℃，分离得到高纯度的硫化氢气体。
41.s3、污水汽提塔侧线合适位置抽出大量富氨气及水蒸气，经第一次分离的冷凝罐进行高温分水，得到粗氨气。控制侧线抽出比(侧线抽出量/加工量)10％，第一次分离的冷凝罐前温度140℃、压力控制0.45mpa，分离得到高浓度粗氨气。
42.s4、将步骤s3分离得到的高浓度粗氨气，经第二次分离的冷凝罐低温固硫得到进一步精制的氨气。控制第二次分离的冷凝罐前温度100℃、压力0.35mpa。
43.s5将步骤s4精制得到的氨气经第三次分离的冷凝罐深度固硫，得到低硫含量的高浓度氨气。控制第三次分离的冷凝罐前温度20℃，压力0.2mpa。
44.实施例3
45.本实施例提供的污水单塔汽提工艺，具体包括以下步骤：
46.s1、将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，控制污水汽提塔底温度150℃。
47.s2、调整控制污水汽提塔顶温度45℃、压力0.5mpa、汽提塔上部8层塔盘(灵敏板)温度120℃，控制污水汽提塔冷热进料比1:5，冷进料温度控制35℃，热进料温度控制150℃，分离得到高纯度的硫化氢气体。
48.s3、污水汽提塔侧线合适位置抽出大量富氨气及水蒸气，经第一次分离的冷凝罐进行高温分水，得到粗氨气。控制侧线抽出比(侧线抽出量/加工量)9％，第一次分离的冷凝罐前温度130℃、压力控制0.4mpa，分离得到高浓度粗氨气。
49.s4、将步骤s3分离得到的高浓度粗氨气，经第二次分离的冷凝罐低温固硫得到进一步精制的氨气。控制第二次分离的冷凝罐前温度100℃、压力0.25mpa。
50.s5将步骤s4精制得到的氨气经第三次分离的冷凝罐深度固硫，得到低硫含量的高浓度氨气。控制第三次分离的冷凝罐前温度30℃，压力0.2mpa。
51.实施例4
52.本实施例提供的污水单塔汽提工艺，具体包括以下步骤：
53.s1、将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，控制污水汽提塔底温度145℃。
54.s2、调整控制污水汽提塔顶温度50℃、压力0.45mpa、汽提塔上部8层塔盘(灵敏板)温度125℃，控制污水汽提塔冷热进料比1:5，冷进料温度控制33℃，热进料温度控制155℃，分离得到高纯度的硫化氢气体。
55.s3、污水汽提塔侧线合适位置抽出大量富氨气及水蒸气，经第一次分离的冷凝罐
进行高温分水，得到粗氨气。控制侧线抽出比(侧线抽出量/加工量)8.5％，第一次分离的冷凝罐前温度122℃、压力控制0.35mpa，分离得到高浓度粗氨气。
56.s4、将步骤s3分离得到的高浓度粗氨气，经第二次分离的冷凝罐低温固硫得到进一步精制的氨气。控制第二次分离的冷凝罐前温度90℃、压力0.25mpa。
57.s5将步骤s4精制得到的氨气经第三次分离的冷凝罐深度固硫，得到低硫含量的高浓度氨气。控制第三次分离的冷凝罐前温度40℃，压力0.2mpa。
58.实施例5
59.本实施例提供的污水单塔汽提工艺，具体包括以下步骤：
60.s1、将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，控制污水汽提塔底温度140℃。
61.s2、调整控制污水汽提塔顶温度30℃、压力0.42mpa、汽提塔上部8层塔盘(灵敏板)温度120℃，控制污水汽提塔冷热进料比1:6，冷进料温度控制30℃，热进料温度控制148℃，分离得到高纯度的硫化氢气体。
62.s3、污水汽提塔侧线合适位置抽出大量富氨气及水蒸气，经第一次分离的冷凝罐进行高温分水，得到粗氨气。控制侧线抽出比(侧线抽出量/加工量)10％，第一次分离的冷凝罐前温度122℃、压力控制0.42mpa，分离得到高浓度粗氨气。
63.s4、将步骤s3分离得到的高浓度粗氨气，经第二次分离的冷凝罐低温固硫得到进一步精制的氨气。控制第二次分离的冷凝罐前温度90℃、压力0.2mpa。
64.s5将步骤s4精制得到的氨气经第三次分离的冷凝罐深度固硫，得到低硫含量的高浓度氨气。控制第三次分离的冷凝罐前温度50℃，压力0.2mpa。
65.实施例1至5中的氨水浓度及氨水中硫化物含量见表1所示：
66.表1氨水浓度及氨水中硫化物含量
67.名称氨水浓度(％)氨水硫化物(mg/l)实施例123.5％1679实施例223.3％1438实施例323.6％1513实施例423.3％2068实施例523.7％3564
68.第三次分离的冷凝罐前的温度变化对精制氨气中硫化氢的固硫效果影响较大，温度越低固硫效果越好。但是越低的温度预示着污水汽提装置能耗成本的增加，第三次分离的温度控制35-40℃之间可很好的控制氨水中的硫化物含量＜2000mg/l。
69.实施例6
70.采用的制备方法与实施例基本相同，区别在由再沸器加热替换塔釜加热方式，其蒸汽单耗见表2：
[0071][0072][0073]
采用蒸汽直接改进污水汽提塔釜，可节省约35％的蒸汽能耗，缓解污水汽提装置
耗能需求大的问题，有助于提升污水汽提装置经济效益。
[0074]
以上所述，仅是本技术的实施例，并非对本技术做任何形式的限制，虽然本技术以较佳实施例揭示如上，然而并非用以限制本技术，任何熟悉本专业的技术人员，在不脱离本技术技术方案的范围内，利用上述揭示的技术内容做出些许的变动或修饰均等同于等效实施案例，均属于技术方案范围内。
技术特征：1.一种污水单塔汽提工艺，其特征在于，包括以下步骤：s1、将蒸汽管路与污水汽提塔釜连接，蒸汽直接参与污水离子组分汽提分离过程；s2、控制污水汽提塔顶温度30-60℃、压力0.4-0.6mpa、汽提塔上部8层塔盘温度110-130℃；s3、控制侧线抽出比8％-10％，侧线抽出的气体第一次分离前温度控制110-140℃、第一次分离的冷凝罐压力控制0.3-0.45mpa，分离得到粗氨气；s4、步骤s3得到的粗氨气在第二次分离前温度控制80-100℃、第二次分离的冷凝罐压力控制0.2-0.35mpa，分离得到精制氨气；s5、步骤s4得到的精制氨气在第三次分离前温度控制20-50℃，第三次分离的冷凝罐压力控制0.15-0.25mpa，经过深度固硫，控制氨气中的硫化物含量＜2000mg/l，得到低硫含量的高浓度氨气；s6、汽提塔顶抽出高纯度的硫化氢。2.根据权利要求1所述的污水单塔汽提工艺，其特征在于，步骤s2中，控制污水汽提塔底温度为140-160℃。3.根据权利要求1所述的污水单塔汽提工艺，其特征在于，污水汽提塔的进料由冷进料和热进料两路组成，其中热进料的进料口位于污水汽提塔的侧线抽出口的上方，冷进料的进料口位于污水汽提塔的塔顶，且污水汽提塔冷热进料比1:4-1:7，冷进料温度控制30-40℃，热进料温度控制145-160℃。4.根据权利要求3所述的污水单塔汽提工艺，其特征在于，热进料经过第二次分离的冷凝器、第一次分离的冷凝器、净化水-酸性水换热器分别进行换热后进入污水汽提塔。5.根据权利要求1所述的污水单塔汽提工艺，其特征在于，所述污水汽提塔的侧线抽出口位于汽提塔上部8层塔盘范围内。6.根据权利要求1所述的污水单塔汽提工艺，其特征在于，步骤s3中的侧线抽出比为侧线抽出的汽体量与进料量的比值。
技术总结本发明涉及一种污水单塔汽提工艺，包括以下步骤：将蒸汽直接改进污水汽提塔釜，蒸汽直接参与污水离子组分汽提分离过程汽提塔顶温度控制、压力控制、汽提塔上部8层塔盘温度控制，稳定控制塔顶酸性气中硫化氢含量95％以上；汽提塔侧线抽氨系统第三次分离的冷凝器温度控制及压力控制，精准控制氨水中的硫化物含量控制2000mg/L以内且氨水无色透明。本发明提供的加热优化方法可降低蒸汽消耗量，提高污水汽提效果，大幅度缩短污水汽提装置开工调整时间控制24h内。塔顶酸性气硫化氢含量控制95％以上，侧线抽氨系统产出氨气经吸收产出的氨水硫化物含量降低，提高了氨水及酸性气的质量品质，提升装置环保与经济竞争力。提升装置环保与经济竞争力。提升装置环保与经济竞争力。
技术研发人员：齐明臣 王耀伟 栾波
受保护的技术使用者：山东京博石油化工有限公司
技术研发日：2022.07.14
技术公布日：2022/11/1
