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H2S进一步脱除，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，后经脱硫剂吸附后再一次进行结晶，可以更完全的脱除H2S。这样不仅脱硫完全，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分离所需的热量控制塔底温度在156℃左右。经汽提分离后，H2S从塔顶出来，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），进一步分液后，H2S从罐顶出装置。塔-1201底的含氨污水经换-1204/1～4与进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H2S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（NH3/H2S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 操作参数 设备位号 塔-1201 硫化氢汽提塔 塔-1202 塔-1203 冷-1202 氨汽提塔 氨精制塔 134 147 7 0.30 0.25 40 156 0.5 热进料设备名称 顶温度 ℃ 底温度 ℃ 顶压力 MPa（G） 备注 140℃ 氨一级空冷壳进口壳出口器 134 100 冷-1203 氨二级冷凝壳进口壳出口器 100 10 20 40 40 10 20 40 容-1206 容-1207 容-1208 结晶罐 吸附罐 压缩机进口分液罐 0.25 0.25 0.2 3.2 主要技术经济指标 序号 1 2 指标名称 设计规模 原料 酸性水 3 产品 净化水 酸性气 数 值 200 168 163.59 2.69 单 位 吨/时 ×104吨/年 ×104吨/年 ×104吨/年 备注
序号 指标名称 液氨 数 值 1.659 20 单 位 ×104吨/年 吨/次 备注 两年更换一次 4 辅助材料 脱硫剂 瓷球 3 吨/次 两年更换一次 4 消耗指标 电 循环水 1.0MPa蒸汽 608.53 429.24 42.42 1170 无 0.2 0.1 8 770.2 3 28 22(15台位) 14 2 6572.73 5113.64 ×104kWh/年 ×104吨/年 ×104吨/年 m2 ×104吨/年 ×104吨/年 人 MJ/吨污水 台 台 台 台 台 万元 万元 5 6 装置占地面积 “三废排放量” 废气 废油 废水 7 8 9 定员 总能耗 工艺设备台数 塔类 容器类 冷换设备类 泵类 压缩机类 10 总投资 其中工程投资 3.3 能耗