一种高效节能型蒸氨工艺的制作方法

1.本发明涉及焦化剩余氨水处理技术领域，尤其涉及一种高效节能型蒸氨工艺。


背景技术：

2.焦化剩余氨水成分复杂，其中杂质氨以三种形式存在：游离nh3、挥发性铵盐和固定氨盐。其中挥发性铵盐主要为碳酸铵，硫化铵，氰化铵等，挥发性铵盐受热易分解为氨、硫化氢、二氧化碳、氰化氢等气体，但固定铵盐需要外加碱才能分解。
3.目前，焦化剩余氨水多采用汽提法进行脱氨，并将蒸出氨汽送至脱硫单元前煤气管道或饱和器，或制成浓氨水外卖等。汽提法脱氨工艺成熟，应用广泛，但此方法法蒸汽消耗量较高(170kg～200kg蒸汽/吨剩余氨水)，因此如何提高蒸氨能源利用率，降低能源单耗，成为人们普遍关注的问题。
4.cn 202808402 u公开了“一种剩余氨水热泵蒸馏系统”，为降低汽提脱氨法的能耗，采用第二类吸收式热泵将蒸氨塔顶氨汽的潜热回收用于加热塔底废水，提供部分热源，节省了蒸氨的能源消耗。但采用此热泵蒸氨工艺，热泵只能回收塔顶氨汽潜热的43％～49％，而塔顶氨汽带出的热量占塔底热源热量的70％左右，因此第二类吸收式热泵蒸氨工艺仅节约相对于传统蒸氨工艺的30％左右的蒸汽消耗量。而且第二类热泵蒸氨工艺仍需消耗约等同于传统蒸氨的循环水量，并没有节水的作用。
5.cn 102674489 b公开了“一种基于蒸汽压缩的高浓度含氨废水的处理方法”，cn103964528b公开了“一种热泵精馏汽提脱氨方法”，均采用脱氨塔顶的氨汽被压缩机加压升温后与塔釜再沸器中的塔底废水换热，为脱氨过程提供一部分能量，节省了能耗。但此脱氨方法蒸汽耗量仍约为95kg/吨含氨废水，蒸汽耗量仍相对较高。且含氨蒸汽具有腐蚀性，会对压缩机与再沸器的材质有较高的要求。若处理废水中还含有硫化氢等酸性组分，则对设备材质要求会更加苛刻。
6.cn 102190341 b公开了“热泵闪蒸汽提脱氨法”，采用将脱氨塔顶的氨汽经压缩机压缩后，再将氨进行吸收脱除后，再进入脱氨塔，节省了大部分蒸汽能源。但此发明法工艺路线较为复杂，操作难度较大，且该工艺只适用于废水中只含有氨的工况，对于同时含有酸性组分的废水处理适用性差。


技术实现要素：

7.为了克服现有技术的不足，本发明提供了一种高效节能型蒸氨工艺，高效利用氨资源，大幅降低能源消耗，大幅度降低设备投资。
8.为了达到上述目的，本发明采用以下技术方案实现：
9.一种高效节能型蒸氨工艺，所用系统包括脱氨塔段、脱酸气塔段、废水泵、循环洗涤泵、真空泵、氨吸收塔、氨水换热器、废水冷却器、硫铵母液泵与管道混合器。
10.脱氨塔段与脱酸气塔段为一塔式，脱酸气塔段在上，脱氨塔段在下；脱氨塔段底部与废水泵入口管道相连；废水泵出口端管道分为两路，一路与除酸雾塔底部管道相连，另一
路与氨水换热器管道相连；剩余氨水管道与氨水换热器氨水入口管道相连；氨水换热器氨水出口与脱酸气塔段顶部管道相连。
11.脱酸气塔段底部与管道混合器管道相连；管道混合器与脱氨塔段顶部管道相连；脱氨塔段顶部与氨吸收塔底部管道相连；氨吸收塔底部与硫铵母液泵管道相连；硫铵母液泵出口与硫铵工序管道相连；氨吸收塔顶部与除酸雾塔底部管道相连。
12.除酸雾塔顶部与真空泵入口管道相连；除酸雾塔底部与循环洗涤泵入口管道相连；循环洗涤泵出口与除酸雾塔顶部管道相连接；循环洗涤泵出口管道设置小流量排液管道与脱氨塔段顶部管道相连；氨水换热器废水出口与废水冷却器废水入口管道相连；废水冷却器废水出口与酚氰废水处理装置管道相连。
13.真空泵出口端管道分为两路，一路与脱酸气塔段底部管道相连，另一路与脱氨塔段底部管道相连；脱酸气塔段顶部出口与脱硫前煤气管道或硫铵工序硫铵饱和器管道相连。
14.一种高效节能型蒸氨工艺，具体包括如下步骤：
15.1)焦化剩余氨水经氨水换热器与脱氨塔段底部抽出的蒸氨废水换热后进入脱酸气塔段顶部进行脱除酸气操作；
16.2)脱酸后的氨水经重力作用在与naoh溶液经管道混合器混合后进入脱氨塔段的顶部进行脱氨操作；
17.3)脱氨塔段顶部的含氨蒸汽进入氨吸收塔底部与硫铵母液进行逆流吸收操作，氨被硫铵母液吸收后排至硫铵工序生产硫铵产品；
18.4)含氨蒸汽中的杂质氨被吸收脱除干净后进入除酸雾塔，被循环洗涤泵逆流洗涤，进行脱除可能夹带出的微小酸性液滴操作；循环洗涤泵出口管道设置小流量排液管道接至脱氨塔段顶部，且废水泵出口管道设置小流量补液管道接至除酸雾塔底部，以达到连续排液、补液，更新循环洗涤液的作用；
19.5)除酸雾塔出来的蒸汽经真空泵抽吸产生负压，被抽吸的蒸汽经过真空泵加压升温后，蒸汽分为两路：一路进入脱酸气塔段底部作为热源蒸汽进行脱酸气操作；另一路进入氨吸收塔底部进行脱氨操作，为脱氨提供热源蒸汽；
20.6)废水泵从脱氨塔段底部抽出的废水分为两路：一路进入除酸雾塔进行连续小流量补液；另一路与剩余氨水进行换热后，再经由废水冷却器进行冷却排至生化处理装置；
21.7)脱酸气塔段顶部被脱出的酸气送至脱硫前煤气管道或硫铵饱和器。
22.所述步骤1)与脱氨塔段底部被抽出的蒸氨废水换热后的剩余氨水温度为90～100℃。
23.所述步骤1)脱酸气塔段顶部压力为20～60kpag，(表压，g表示表测量)；塔顶温度为90～105℃。
24.所述步骤2)进入脱氨塔段顶部的氨水温度为100～110℃。
25.所述步骤3)脱氨塔段顶部压力为-30～20kpag；脱氨塔段顶部出来的含氨蒸汽温度为80～105℃；氨吸收塔顶部的压力为-35～15kpag；氨吸收塔操作温度为80～100℃；硫铵母液中硫铵质量百分比浓度为10～50％。
26.所述步骤4)除酸雾塔顶部的压力为-40～10kpag。
27.所述步骤5)真空泵前的蒸汽抽取压力为-40～10kpag；真空泵后的蒸汽排出压力
为-20～30kpag。
28.与现有技术相比，本发明的有益效果是：
29.1、在能源消耗方面，采用此工艺处理剩余氨水，在蒸汽消耗方面，相比传统的焦化蒸氨工艺，仅在开工时需加入临时蒸汽，在正常生产操作时消耗较少蒸汽，节省了81％～86％的蒸汽消耗；在循环水消耗方面，相比耗量约9.3t循环水/吨剩余氨水的传统的焦化蒸氨工艺，循环水耗量低，仅为2.9t循环水/吨剩余氨水，节省了68.8％的循环水消耗；新增真空泵等用电设备仅需耗电为1.75度/吨剩余氨水，总运行成本可降低73.3％～78.3％。
30.2、在设备投资方面，相对于现有技术，设备材质要求低，设备投资少，具体如下：
31.此工艺中剩余氨水脱除酸性组分后，含氨蒸汽再经脱氨后变为较为洁净的蒸汽，且在氨吸收塔后设置除酸雾塔，消除了酸性组分与氨的组合腐蚀以及酸雾腐蚀。相对于现有技术，这较大程度地降低了对真空泵材质的要求，减少了设备投资，同时也为设备连续稳定运行提供了可靠保证；
32.此工艺不需要氨分缩器等塔顶部分冷却回流设备，也不需要再沸器等设备，减少了设备投资的同时，也简化了工艺流程。
33.(3)在氨资源利用方面，将剩余氨水中的95％的氨转化为硫铵产品，增加了产品收益。
附图说明
34.图1是本发明结构示意及工艺原理图。
35.图中：1-脱氨塔段 2-脱酸气塔段 3-循环洗涤泵 4-真空泵 5-氨吸收塔 6-除酸雾塔 7-废水泵 8-氨水换热器 9-废水冷却器 10-硫铵母液泵 11-管道混合器
具体实施方式
36.下面结合附图对本发明的具体实施方式作进一步说明：
37.如图1所示，一种高效节能型蒸氨系统，包括脱氨塔段1、脱酸气塔段2、除酸雾塔6、废水泵7、循环洗涤泵3、真空泵4、氨吸收塔5、氨水换热器8、废水冷却器9、硫铵母液泵10与管道混合器11。
38.脱氨塔段1与脱酸气塔段2为一塔式，脱酸气塔段2在上，脱氨塔段1在下。
39.脱氨塔段1底部与废水泵7入口管道相连；废水泵7出口端管道分为两路，一路与除酸雾塔6底部管道相连，另一路与氨水换热器8管道相连。
40.剩余氨水管道与氨水换热器8氨水入口管道相连；氨水换热器8氨水出口与脱酸气塔段2顶部管道相连。
41.脱酸气塔段2底部与管道混合器11管道相连；管道混合器11与脱氨塔段1顶部管道相连。
42.脱氨塔段1顶部与氨吸收塔5底部管道相连；氨吸收塔5底部与硫铵母液泵10管道相连；硫铵母液泵10出口与硫铵工序管道相连；氨吸收塔5顶部与除酸雾塔6底部管道相连。
43.除酸雾塔6顶部与真空泵4入口管道相连；除酸雾塔6底部与循环洗涤泵3入口管道相连；循环洗涤泵3出口与除酸雾塔6顶部管道相连接；循环洗涤泵3出口管道设置小流量排液管道与脱氨塔段1顶部管道相连；氨水换热器8废水出口与废水冷却器9废水入口管道相
连；废水冷却器9废水出口与酚氰废水处理装置管道相连。
44.真空泵4出口端管道分为两路，一路与脱酸气塔段2底部管道相连，另一路与脱氨塔段1底部管道相连。
45.脱酸气塔段2顶部出口与脱硫前煤气管道或硫铵工序硫铵饱和器管道相连。
46.一种高效节能型蒸氨工艺，具体包括如下步骤：
47.1)焦化剩余氨水经氨水换热器8与脱氨塔段1底部抽出的蒸氨废水换热后进入脱酸气塔2段顶部进行脱除酸气操作。与脱氨塔段1底部被抽出的蒸氨废水换热后的剩余氨水温度为90～100℃。脱酸气塔段顶部压力为20～60kpag；塔顶温度为90～105℃。
48.2)脱酸后的氨水经重力作用在与naoh溶液经管道混合器11混合后进入脱氨塔段1的顶部进行脱氨操作。进入脱氨塔段1顶部的氨水温度为100～110℃。
49.3)脱氨塔段1顶部的含氨蒸汽进入氨吸收塔5底部与硫铵母液进行逆流吸收操作，氨被硫铵母液吸收后排至硫铵工序生产硫铵产品。脱氨塔段1顶部压力为-30～20kpag；脱氨塔段1顶部出来的含氨蒸汽温度为80～105℃；氨吸收塔顶部的压力为-35～15kpag；氨吸收塔操作温度为80～100℃；硫铵母液中硫铵质量百分比浓度为10～50％。
50.4)含氨蒸汽中的杂质氨被吸收脱除干净后进入除酸雾塔6，被循环洗涤泵逆流洗涤，进行脱除可能夹带出的微小酸性液滴操作；循环洗涤泵3出口管道设置小流量排液管道接至脱氨塔段1顶部，且废水泵7出口管道设置小流量补液管道接至除酸雾塔6底部，以达到连续排液、补液，更新循环洗涤液的作用；除酸雾塔6顶部的压力为-40～10kpag。
51.5)除酸雾塔6出来的蒸汽经真空泵4抽吸产生负压，被抽吸的蒸汽经过真空泵4加压升温后，蒸汽分为两路：一路进入脱酸气塔段2底部作为热源蒸汽进行脱酸气操作；另一路进入氨吸收塔5底部进行脱氨操作，为脱氨提供热源蒸汽；真空泵4前的蒸汽抽取压力为-40～10kpag；真空泵4后的蒸汽排出压力为-20～30kpag。
52.6)废水泵7从脱氨塔段1底部抽出的废水分为两路：一路进入除酸雾塔6进行连续小流量补液；另一路与剩余氨水进行换热后，再经由废水冷却器9进行冷却排至生化处理装置。
53.7)脱酸气塔1段顶部被脱出的酸气送至脱硫前煤气管道或硫铵饱和器。
54.实施例1：
55.本实施例中以处理100吨/小时的焦化剩余氨水为例，其中杂质含有：挥发nh3：2.5g/l、固定nh3：2.5g/l、h2s：0.3g/l、co2：2g/l、hcn：0.2g/l。剩余氨水含氨浓度合计为5000mg/l，其余为酸性组分。
56.此剩余氨水先经氨水换热器8与脱氨塔段1底部抽出的103℃的蒸氨废水换热为95℃后进入脱酸气塔段1顶部与塔段底部的蒸汽逆流汽提的脱酸操作，脱酸气塔段2底部温度为108℃，压力为35kpag，脱酸后的塔底氨水中各酸性组分质量分数分别为：h2s＜0.5ppm，co2＜0.1ppm，hcn＜100ppm；脱酸气塔段2顶部压力为30kpag，塔顶温度为102℃，被脱除的酸气组分由顶部排出送至脱硫前煤气管道或硫铵饱和器，此酸性气体中含有少量的氨，占进料中氨总量的4％。
57.脱酸后的氨水中几乎无酸性组分，在脱酸气塔段1底部经重力作用流出，经管道混合器，与45％(wt)的naoh溶液混合后开始进行分解固定氨反应后，氨水流入脱氨塔段1的顶部进行脱氨操作；脱氨塔段顶部压力为-10kpag，温度为96℃的氨蒸汽进入氨吸收塔5底部，
与进入氨吸收塔5的温度为50℃的硫铵母液进行逆流吸收操作，吸收氨后硫酸铵溶液中浓度为47％，此溶液排至硫铵工序生产硫铵产品。
58.含氨蒸汽中的杂质氨被吸收脱除干净后进入除酸雾塔6，经被废水泵7抽出的部分废水逆流洗涤，进行脱除可能夹带出的微小酸性液滴操作；同时进入除酸雾塔6的废水经真空闪蒸的作用，部分汽化，为脱氨塔段1脱氨操作提供了部分蒸汽热源。除酸雾塔6顶部出来的蒸汽温度降至96℃，压力降至-13kpag。
59.氨蒸汽中的氨被吸收脱除干净后，蒸汽中的各杂质组分为nh3：5ppm，h2s：6ppm，co2：0.2ppm，hcn：110ppm，完全满足用于脱氨塔段1的汽提用蒸汽的要求。
60.除酸雾塔6出来的蒸汽经真空泵4抽吸产生负压-13kpag，被抽吸的蒸汽经真空泵4加压升温(12kpag，128℃)后，蒸汽分为两路：一路占总汽量的30％蒸汽进入脱酸气塔2段底部作为热源蒸汽进行脱酸气操作；另一路进入氨吸收塔5底部进行脱氨操作，为脱氨提供热源蒸汽；
61.脱氨塔段1底部的温度为103℃；脱氨塔段1底部的废水与剩余氨水换热后，再由废水冷却器9进行冷却至40℃排至生化处理装置。
62.上述实施例中，脱氨塔段1底部废水中全氨含量为20mg/l。
63.相比传统焦化蒸氨工艺的170kg/吨剩余氨水的低压蒸汽耗量，此工艺节省了81％的低压蒸汽。
64.循环水耗量为2.9t/吨剩余氨水，相比传统焦化蒸氨工艺的约9.3t/吨剩余氨水的循环水耗量，此工艺节省了68.8％的循环水。
65.新增用电设备真空泵4耗电量为1.75度/吨剩余氨水。
66.实施例2：
67.本实施例中以处理100吨/小时的含氨化工废水为例，其中含有：nh3：5g/l，废水含氨浓度合计为5000mg/l，无酸性组分。相比实施例1，剩余氨水处理量不变，氨浓度不变，无酸性组分。
68.关闭阀门1、阀门3与阀门4。含氨废水先经氨水换热器8与脱氨塔段1底部抽出的103℃的蒸氨废水换热为95℃后直接进入脱氨塔段1的顶部进行脱氨操作；脱氨塔段1顶部压力为-10kpag，温度为96℃的氨蒸汽进入氨吸收塔5底部，与进入氨吸收塔5的温度为50℃的硫铵母液进行逆流吸收操作，吸收氨后硫酸铵溶液中浓度为47％，此溶液排至硫铵工序生产硫铵产品。
69.含氨蒸汽中的杂质氨被吸收脱除干净后进入除酸雾塔6，被废水泵7抽出的部分废水逆流洗涤，进行脱除可能夹带出的微小酸性液滴操作；同时进入除酸雾塔6的废水经真空闪蒸的作用，部分汽化，为脱氨塔段1脱氨操作提供了部分蒸汽热源。除酸雾塔6顶部出来的蒸汽温度降至96℃，压力降至-13kpag。
70.氨蒸汽中的氨被吸收脱除干净后，蒸汽中的杂质组分为nh3：2ppm，完全满足用于脱氨塔段1的汽提用蒸汽的要求。
71.除酸雾塔6出来的蒸汽经真空泵抽吸产生负压-13kpag，被抽吸的蒸汽经真空泵4加压升温(12kpag，128℃)后，蒸汽进入氨吸收塔5底部进行脱氨操作，为脱氨提供热源蒸汽；
72.脱氨塔段1底部的温度为103℃；脱氨塔段1底部的废水与剩余氨水换热后，再由废
水冷却器9进行冷却至40℃排至生化处理装置。
73.上述实施例中，脱氨塔段1底部废水中全氨含量为5mg/l；
74.相比传统焦化蒸氨工艺的170kg/吨剩余氨水的低压蒸汽耗量，此工艺节省了86％的低压蒸汽。
75.循环水耗量为2.9t/吨剩余氨水，相比传统焦化蒸氨工艺的9.3t/吨剩余氨水的循环水耗量，此工艺节省了68.8％的循环水。
76.新增用电设备真空泵4耗电量为1.75度/吨剩余氨水。
77.本发明工艺的经济效益分析：以处理100t/h剩余氨水、蒸氨废水含氨量控制在100mg/l以下、废水冷却至40℃再排至生化处理为例，四种蒸氨工艺的能耗对比详见表1。
78.表1为四种蒸氨工艺的能耗效益比较
[0079][0080][0081]
由上表可知四种蒸氨工艺运行成本依次为：常规常压蒸氨工艺＞热泵常压蒸氨工艺＞高效节能型蒸氨工艺。本发明高效节能型负压蒸氨工艺较目前应用普遍的常规常压蒸氨工艺总运行成本降低了73.3％～78.3％，可大幅降低焦化等企业的蒸氨能耗，从根本上解决了蒸氨单元蒸汽耗量高、经济效益差等问题。
[0082]
在能源消耗方面，采用此工艺处理剩余氨水，在蒸汽消耗方面，相比传统的焦化蒸氨工艺，仅在开工时需加入临时蒸汽，在正常生产操作时消耗较少蒸汽，节省了81％～86％的蒸汽消耗；在循环水消耗方面，相比耗量约9.3t循环水/吨剩余氨水的传统的焦化蒸氨工艺，循环水耗量低，仅为2.9t循环水/吨剩余氨水，节省了68.8％的循环水消耗；新增真空泵等用电设备仅需耗电为1.75度/吨剩余氨水，总运行成本可降低73.3％～78.3％。
[0083]
在设备投资方面，相对于现有技术，设备材质要求低，设备投资少，具体如下：此工艺中剩余氨水脱除酸性组分后，含氨蒸汽再经脱氨后变为较为洁净的蒸汽，且在氨吸收塔5后设置除酸雾塔6，消除了酸性组分与氨的组合腐蚀以及酸雾腐蚀。相对于现有技术，这较大程度地降低了对真空泵材质的要求，减少了设备投资，同时也为设备连续稳定运行提供了可靠保证；此工艺不需要氨分缩器等塔顶部分冷却回流设备，也不需要再沸器等设备，减少了设备投资的同时，也简化了工艺流程。
[0084]
在氨资源利用方面，将剩余氨水中的95％的氨转化为硫铵产品，增加了产品收益。
[0085]
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。