酸水的來源
常減壓污水：降壓塔頂要注入氨水，中和酸性污染物，防止設備腐蝕，通過相應的汽液分離罐分離出含氨污水，主要成分為含氨污水、懸浮汽油、汽態烴類。
催化污水：提升管中加入蒸汽與渣油、蠟油形成霧化混合物進行催化反應，從分餾塔頂回流罐及吸收穩定回用水中產生含硫含氨污水，成分為含硫含氨污水、懸浮汽油、氣態烴類、HS、氯化物。
焦化污水： 渣油中含硫化物和氨氮， 在加熱爐內注入除鹽水，提高流速防止結焦，經過焦炭塔從分餾塔頂冷凝分離出含硫含氨污水，成分為含硫含氨污水、懸浮汽油、氣態烴類、焦粉、酸性水預處理酸性水脫氣。
加氫污水：加氫反應流出物中含有硫化物和氨氮，在高壓空冷前注入除鹽水，防止銨鹽結晶堵塞，從高壓分離器底部分離出含硫含氨污水和汽提塔頂酸性水，成分為含硫含氨污水、懸浮汽油、氣態烴類、HS 。
體系分析
酸性水中以NH4HS，(NH4)2CO3 和 NH4HCO3 等銨鹽形式存在，這些弱酸弱鹼的鹽在水中電離，同時又水解形成H2S，NH3和 CO2分子，上述分子除與離子存在電離平衡外，還與氣相中的分子呈平衡，該體系是化學平衡、電離平衡和相平衡共存的複雜體系。因此控制化學、電離和相平衡的適宜條件是處理酸性水和選擇適宜操作條件的關鍵。該體系屬於弱電解質體系，包含多種化學反應，如下：
(1)2H2O=H3O +OH
(2)H2S+H2O=H3O +HS
(3)HS +H2O=H3O +S
(4)CO2+2H2O=H3O +HCO3
(5)HCO3 +H2O=H3O +CO3 ；
(6)NH3+H2O=NH4 +OH
(7)NH3+HCO3 =NH2COO +H2O
由於電離和水解都是可逆過程，各種物質在液相中同時存在離子態和分子態兩種形式。離子不能從液相進入氣相，故稱“固定態”，分子可從液相進入氣相，稱為“游離態”。各種物質在水中離子態和分子態的數量與操作溫度、操作壓力及它們在水中的濃度有關。根據 H2S-NH3-CO2-H2O 四元素體系性質，NH4HS等在水中的水解反應常數 KH 隨溫度升高而升高，即水中游離態的 H2S，NH3和 CO2分子隨溫度升高而增加，因此汽提塔的溫度應高於 110 ℃。相平衡與各相分在液相中的濃度、溶解度、揮發度以及與溶液中其他分子或離子能否發生反應有關。如 CO2 在水中的溶解度很小，相對揮發度以及與溶液中其他分子或離子的反應平衡常數很小，因而最容易從液相轉入氣相，而 NH3 卻不同，它不僅在水中的溶解度很大，而且與 H2S和 CO2的反應平衡常數也大，只有當它在一定條件下達到飽和時，才能使游離的氨分子從液相轉入氣相。顯然，通入水蒸汽起到了加熱和降低相中 H2S，NH3 和 CO2 分壓的雙重作用，促進它們從液相轉入氣相，從而達到淨化酸性水的目的 。
酸性水汽提工藝
國內普遍套用的酸性水汽提工藝主要有單塔加壓側線抽出汽提、單塔常壓無側線汽提、單塔加壓無側線汽提和雙塔加壓汽提四種工藝流程。四種工藝對比如下：
單塔加壓側線抽出汽提工藝
單塔加壓側線抽出汽提工藝，酸性水分成冷、熱進料分別進入塔內，冷熱進料比為 0.25~0.40。35~40 ℃的冷進料打入塔頂，塔頂壓力為 0.5~0.6 MPa，塔頂排出純度很高的酸性氣，去硫回收裝置。熱進料與側線抽出氣體、塔底淨化水換熱後，溫度可達140~150 ℃，從塔的中上部進料。塔底由重沸器或直接蒸汽供熱，塔底溫度 160~165 ℃，可將絕大部分 H2S、NH3 、CO2 汽提出來，塔底得到淨化水。 在塔頂冷料向下和汽提蒸汽向上的作用下， NH3向塔中部集聚，形成一個 H2S 含量低，NH3 濃度最高的集聚區，並由此抽出含氨 15 %~20 %的側線氣，側線抽出比 7 %~10 %，側線氣經過三級變溫、 變壓， 高溫分水、 低溫固硫後， 得到純度 99 %以上的氨氣， 這種氨氣中含 H2S 體積分數為 0.2 %~0.5 %， 可先用濃氨水循環洗滌法或(和)低溫結晶-活性炭吸附法脫硫，將 H2S 降低到 10 mg/L 以下，再用精脫硫劑吸附將 H2S 降到 2 mg/L 以下，然後用氨壓機生產液氨。當加熱蒸汽溫度>180 ℃時，蒸汽單耗150~200 kg/t 廢水。
該工藝流程較簡單，蒸汽耗量低、占地小、投資及操作費用低，對酸性水中硫化氫及氨濃度有很寬的適用性，副產氨氣質量可以達到國家合格品標準。 該工藝已廣泛用於國內煉油石化行業，形成了我國獨特的污水汽提技術路線，是煉油化工冶金等行業處理含硫污水較為理想的工藝。適於處理量較大，對於副產氨可以回用或有出路的工廠。
單塔低壓汽提工藝
單塔低壓汽提工藝，是按塔頂氣能自壓排至火炬或硫回收裝置來確定塔頂壓力，一般在 0.12~0.15 MPa。如果塔頂壓力為 0.15MPa，並且要求氨在水中的溶解度近於零，塔頂溫度應在 82 ℃以上，一般取 104~114 ℃，這樣可獲得良好的淨化水質。
這種汽提工藝有塔頂氣冷凝回流和不冷凝回流兩種流程。無冷凝回流，塔頂氣中 95 %(體積分數)以上是水蒸氣，只能去火炬焚燒，在 1370~1425 ℃，將 H2S、NH3 氧化為 SO2 、N2 和 H2O 排放，1 t 廢水蒸汽耗量 100~115 kg。有塔頂氣冷凝回流，可以大幅度減少排氣中的水含量，產生的氣體可以送硫回收裝置，廢水耗蒸汽在 130~180 kg； 進入硫回收裝置的氣體， 由於含高濃度的氨，需要用特殊噴嘴燃燒成含 SO2 氣體，該氣體再與煉廠乾氣脫出的H 2 S 按 H 2 S/SO 2 摩爾比 2 調配，通過克勞斯反應生產硫磺。
該工藝流程簡單、設備少、消耗低，建設費和操作費便宜，淨化水質好，淨化水可以回用，此工藝僅需要硫磺回收裝置設定燒氨火嘴，在 1250 ℃以上的高溫下，將氨完全分解，解決煉廠副產氨無出路所帶來的污染，而且投資及占地最省。
單塔加壓汽提工藝
如果酸性水量小，H2S 和 NH3 濃度不高，只是希望獲得高純度的酸性氣進硫回收裝置，允許氨留在水中，可以採用單塔加壓無側線汽提工藝。其依據是，在同樣溫度壓力下的水中，硫化氫比氨的溶解度小的多，低溫、超大氣壓的情況下更是如此。一般控制塔頂溫度 30~50 ℃，壓力 0.3~0.5 MPa，可獲得氨濃度很低的酸性氣。 該工藝在有塔進、 出水換熱時1 t廢水蒸汽耗量僅為50~80 kg。
雙塔加壓汽提工藝
在雙塔加壓汽提工藝中，有兩座汽提塔，簡稱 H2S 塔和 NH3塔。酸性水是先進 H2S 塔(這種流程易操作，能耗低)。進 H2S 塔酸性水分兩路，進塔頂部分稱冷進料；另一部分與塔底熱水換熱後進塔的中上部，稱熱進料；塔底直接通入水蒸汽或用重沸器將部分塔底液轉化為水蒸汽汽提，塔底溫度 160~170 ℃。為得到高純度酸性氣，塔頂要有適宜的溫度和壓力，一般為 35~40 ℃，0.5~0.7 MPa，此時，冷進料可使塔內上升氣流中的氨被洗滌吸收而進入液相， 酸性氣中氨含量可小於 1.5 %， 滿足硫回收裝置要求。塔底出水換熱後進入 NH3 塔中上部，塔底汽提，塔底溫度為135~155 ℃，塔底淨化水可達到 NH3 50~100 mg/L、H2S 20~30mg/L；塔頂溫度 125~145 ℃，壓力為 0.25~0.40 MPa，塔頂排出含有水蒸汽和硫化氫的富氨氣體，該氣體可經過一、二、三級分凝系統後去氨精製系統生產氨水或液氨。
該工藝流程複雜，蒸汽耗量較高，投資及占地面積大，但對污水量和污水濃度變化適應性強， 開停工方便， 易建立氣液平衡，生產平穩，可同時獲得高純度的 H2S 和 NH3 ，淨化水質好，適於處理量大，硫化氫及氨濃度都很高，副產氨廠內回用或有出路的工廠 。
