本发明涉及一种回收酸性水中H2S和NH3并净化酸性水的方法。
背景技术：
近年来，我国现代煤化工行业的发展势头迅速。煤制油、煤制烯烃及其衍生物、煤制天然气、煤制二甲醚、煤制乙二醇等一批煤基化学品和燃料的示范项目陆续建设和投产。中国是一个多煤缺油的国家，如果能将煤以高效洁净的工艺方法大规模地转化为液体燃料，将会有效地缓解油品供应的紧张状况，促进经济持续稳定的发展。目前，许多煤化工项目都面临着环保法规更加严格以及尾气排放中硫含量要求更低等挑战。为满足环保法规的要求、回收化工资源、合理高效地利用水资源、减少污染物排放，必须对煤化工工厂酸性水(即含硫污水)进行处理、回用，酸性水汽提装置作为煤化工工厂的必设环保设施，其重要性日趋突出。
在煤制油过程中，净化变换装置、低温甲醇洗装置、尾气制氢装置硫回收和油品加工装置等产生了大量的酸性水，这些酸性水是一种含有H2S，NH3和CO2等挥发性弱电解质的水溶液，同时含有氰化物和油等污染物，直接排出会对环境造成较大的危害，所以必须经过处理，使水中的污染物含量达到一定标准才可以排出。
目前，我国酸性水处理大多数采用蒸汽汽提法。三十多年来，国内设计、科研单位、高等院校及化工厂对改进和提高酸性水汽提工艺做了大量工作，使其在汽提理论、计算程序、工程设计及生产操作等方面都取得了可喜成果，国内许多煤化工工厂在酸性水汽提装置的设计和操作等方面做了多项技术改进，并且开发了适合于不同工况的多种酸性水汽提工艺。
目前应用较多的酸性水汽提装置工艺流程主要有3种：单塔低压汽提工艺、单塔加压侧线抽出汽提工艺和双塔加压汽提工艺。
单塔低压汽提工艺是在约为0.1MPa压力下单塔处理酸性水，硫化氢和氨同时在塔顶被汽提出来。酸性气是硫化氢和氨的混合气体，送至硫磺回收装置回收硫磺，氨在酸性气反应炉内氧化分解成氮气。该工艺流程简单、设备少、消耗低，建设费和操作费便宜，但不能回收氨。
单塔加压侧线抽出汽提工艺是在约0.5MPa压力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。该工艺可同时回收高浓度的NH3和H2S，但流程较复杂、投资较大、控制难度较高，。
双塔加压汽提工艺是在加压状态下(硫化氢汽提塔约0.5MPa，氨汽提塔约0.25MPa)，采用双塔分别汽提酸性水中的硫化氢和氨。硫化氢酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，富氨气经精制、压缩后生产副产品液氨。该工艺操作上易于控制，但流程复杂，能耗较高、开工时间长。
技术实现要素：
本发明的目的是提供一种回收酸性水中H2S和NH3并净化酸性水的方法。
本发明提供的回收酸性水中H2S和NH3和/或净化所述酸性水的方法，包括如下步骤：
1)将待净化酸性水进行闪蒸后，得到闪蒸气和酸性水I；
2)将步骤1)所得酸性水I进行CO2和H2S的汽提，得到酸性气I和酸性水II；
3)将步骤1)所得闪蒸气和步骤2)所得酸性气I冷凝后洗涤，得到酸性水III；
4)将步骤2)所得酸性水II和步骤3)所得酸性水III混合进行NH3的汽提和冷凝后，得到含有NH3和H2S的酸性气II和净化后的酸性水；
5)脱除步骤4)所得含有NH3和H2S的酸性气II中的H2S后，完成所述待净化酸性水中H2S和NH3的回收以及所述待净化酸性水的净化。
上述方法的步骤1)闪蒸步骤中，温度为30-150℃，具体可为40～100℃或47℃；压强为0.1-0.6MPa，具体可为0.2～0.5MPa或0.22MPa。
该闪蒸步骤可在脱气罐中进行；所述闪蒸气可由脱气罐的罐顶获得；所述酸性水I可由脱气罐的罐底获得；
所述步骤2)中CO2和H2S的汽提步骤在二氧化碳汽提塔中进行。所述酸性气I可由二氧化碳汽提塔的塔顶获得，该酸性气I中含有待净化酸性水中的大部分H2S；所述酸性水II可由二氧化碳汽提塔的塔底获得；
具体的，所述二氧化碳汽提塔中，塔顶温度为50-180℃，具体可为80-160℃或132℃；压强为0.1-0.6MPa，具体可为0.2-0.5MPa或0.25MPa；
塔釜温度为60-180℃，具体可为90-160℃；压强为0.1-0.7MPa，具体可为0.2-0.6MPa。
二氧化碳汽提塔的填料段高度为400-5000mm，具体可为500-4000mm。
在所述酸性水II进入步骤4)所用氨汽提塔时，可根据实际需要设置至少500-4000mm的水封用于塔底液位控制。
为节约能源，上述CO2和H2S的汽提步骤所需的热源可由步骤4)NH3的汽提时产生的热流提供。
所述步骤3)冷凝步骤中，冷凝后的终温为40-120℃，具体可为90℃；
所述洗涤步骤中，所用洗涤剂为脱盐水；所述脱盐水的含盐量为1～5毫克/升；
洗涤的温度为70-120℃，具体可为80-110℃或90℃；压强为0.1-0.5MPa，具体可为0.1-0.3MPa或0.2MPa；
洗涤后的气体残余氨量为1～100ppmv。
所述洗涤步骤可在酸性气水洗塔中进行；所述酸性气水洗塔的理论板数具体可为1-5，更具体可为2-4。该洗涤步骤的目的是脱除酸性气I中的残余氨。
所述步骤4)NH3的汽提在氨汽提塔中进行；
具体的，所述氨汽提塔中，塔顶温度为60-180℃，具体可为90-160℃或140℃；压强为0.1-0.7MPa，具体可为0.2-0.6MPa或0.3MPa；
塔釜温度为70～180℃，具体可为100-170℃；压强为0.1～0.8MPa，具体可为0.2～0.7MPa。
所述氨汽提塔的理论板数可为4-30，具体可为6-25；
所述步骤4)冷凝步骤中，冷凝后的终温为70-140℃。
该步骤所得酸性气II中含有待净化酸性水中的大部分NH3；
所述步骤5)中，回收H2S的方法为干法吸附或湿法吸附；
回收H2S所用装置为脱硫槽；其目的是脱除酸性气II中残余的H2S。
回收H2S步骤之后，步骤4)所得含有NH3和H2S的酸性气II中的残余H2S量为0.05～10ppmv。
为了节约能源，所述方法还可包括如下步骤：在所述步骤2)汽提之前，将步骤1)所得酸性水I与步骤4)所得净化后的酸性水换热；
换热后所得酸性水体系的终温具体为50～160℃，具体可为80～150℃或95℃。
此外，所述方法还包括如下步骤：在所述步骤3)洗涤得到酸性水III同时得到的洗涤气进行硫回收。
该方法适用于各种在煤制油过程中，由净化变换装置、低温甲醇洗装置、尾气制氢装置硫回收和油品加工装置等产生的酸性水。这些酸性水是一种含有H2S，NH3和CO2等挥发性弱电解质的水溶液，同时含有氰化物和油等污染物。
本发明具有如下特点：
(1)本发明提出在加压条件下利用H2S和NH3不同的挥发度及二者在水中溶解度不同的原理从酸性水中分别分离出H2S和NH3并各自回用的方法；
(2)二氧化碳汽提塔、氨汽提塔和酸性气水洗塔分别设置，使大部分H2S主要从二氧化碳汽提塔顶汽提出，大部分NH3主要从氨汽提塔顶汽提出，再分别对这两股气体洗涤、吸附，从而实现了H2S和NH3的完全分离。
附图说明
图1为本发明回收酸性水中H2S、NH3组分的流程示意图，其中，1—脱气罐；2—二氧化碳汽提塔；3—氨汽提塔；4—酸性水汽提塔；5—脱硫槽；101—待净化酸性水；102—洗涤气；103—气氨；104—净化水。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明作进一步阐述，但本发明并不限于以下实施例。所述方法如无特别说明均为常规方法。
实施例1、
1)按照图1所示的流程，来自净化变换、尾气制氢、低温甲醇洗、硫回收和油品加工等装置的待净化酸性水(流股101)一起进入脱气罐1，在47℃，0.22MPa的操作条件下进行闪蒸，得到闪蒸气和酸性水I；其中，于罐顶得到的闪蒸气进入二氧化碳汽提塔顶冷凝器；于罐底得到的酸性水I在酸性水-净化水换热器内与合格的净化后的酸性水换热升温至95℃后，进入二氧化碳汽提塔2。
2)步骤1)所得酸性水I在二氧化碳汽提塔2内自上而下流动进行CO2和H2S的汽提，二氧化碳汽提塔2塔顶的操作压力为0.25MPa，塔顶操作温度为132℃，由氨汽提塔3的塔顶来热气流作为热源，将含CO2、H2S等成分的酸性气I自塔顶汽提分出，于二氧化碳汽提塔2的塔底得到酸性水II。
3)将步骤1)所得闪蒸气和步骤2)所得酸性气I经二氧化碳汽提塔顶冷凝器冷凝至90℃后，送入酸性气水洗塔4进行洗涤，酸性气水洗塔4的操作压力为0.2MPa，塔顶操作温度为90℃，洗涤剂为脱盐水，洗涤后的气体(流股102)送入硫回收装置；酸性气水洗塔4塔底分出的酸性水III返回至氨汽提塔3。
4)将步骤2)于二氧化碳汽提塔2的塔底得到的酸性水II在塔底液控下进入氨汽提塔3，同时与步骤3)所得酸性水III也进入氨汽提塔3中，进行NH3的汽提，氨汽提塔塔顶的操作压力为0.3MPa，操作温度为140℃，在1.0MPa低压蒸汽提供热源产生的汽提作用下，得到含有NH3和H2S的酸性气II和净化后的酸性水；
5)将步骤4)得到的酸性气II自氨汽提塔3的塔顶分出，经氨汽提塔顶冷凝器冷凝后，并经脱硫槽5脱除掉H2S后，气氨(流股103)送至锅炉烟气脱硫系统生产硫酸铵产品；
罐底酸性水返回至氨汽提塔上部。氨汽提塔底净化水(流股104)经原料水-净化水换热器与酸性水换热冷却后，在塔底液控下送出装置，完成待净化酸性水(流股101)中H2S和NH3的回收以及待净化酸性水(流股101)的净化。
原料和产品数据见表1：
表1、实施例物流数据
由表1可知，含H2S(10ppmv)、NH3(36ppmv)的待净化酸性水(流股101)经过本方法处理后，可以得到仅含NH3为5ppmv的净化水，满足进入煤气化装置回用的要求；本方法得到的酸性气进入硫回收装置回收H2S，其含氨量为2ppmv，减少了硫回收过程中的耗氧量和耗燃料气量；本方法回收得到的气氨，其含H2S量仅为1ppmv，可直接送至锅炉烟气脱硫系统，作为原料生产硫酸铵产品。