CN104843816B

CN104843816B - 一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法

Info

Publication number: CN104843816B
Application number: CN201410055177.1A
Authority: CN
Inventors: 周岩; 赵旭; 张志民; 宋云华; 杨凌; 申涛; 苏周全; 王建刚; 李兰英; 曹善甫; 赵伟
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Beijing University of Chemical Technology; Tianhua Institute of Chemical Machinery and Automation Co Ltd; Sinopec Catalyst Co
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Beijing University of Chemical Technology; Tianhua Institute of Chemical Machinery and Automation Co Ltd; Sinopec Catalyst Co
Priority date: 2014-02-18
Filing date: 2014-02-18
Publication date: 2016-12-07
Anticipated expiration: 2034-02-18
Also published as: CN104843816A

Abstract

本发明公开了一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，所述方法包括将复合汽提脱氨塔（3）汽提段顶部出来的氨氮蒸汽经过蒸汽循环热泵（11）增压后，分成三部分：第一部分氨氮蒸汽进入到复合汽提脱氨塔（3）二级混合段加热氨氮废水；第二部分氨氮蒸汽到饱和塔（4）内进行氨氮初步吸收，吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔（5）进行氨氮净化吸收；第三部分氨氮蒸汽进入到复合汽提脱氨塔（3）的塔顶精馏段，生产氨水产品。本发明所述方法能同时生产硫酸铵和氨水，且生产的硫酸铵和氨水的比例能够完全根据生产装置回用需求调节，使从废水中回收的氨氮能够完全回用于生产装置中，从而实现好的节能降耗和脱氨效果。

Description

一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法

技术领域

本发明涉及含氨废水脱氨处理技术领域，具体地，涉及一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，所述方法是在蒸汽汽提脱氨法基础上结合精馏技术、闪蒸技术和热泵技术开发的高效、节能的脱氨技术，适用于炼油催化剂废水处理和其它含氨废水处理领域。

背景技术

石化、冶金、食品等行业常常会产生大量的氨氮的废水。这类废水中通常还含有硫、酚、氟或硫酸根、硅酸盐等杂质，结果造成废水很难得到有效处理，处理后的废水中氨氮含量不能达到国家排放标准，直接排放污染水源，对环境造成极大的破坏；另外，处理氨氮废水的成本比较高，其中蒸汽的消耗量通常在180kg/t废水以上，装置不节能，运行费用高，企业难以承受。

含氨废水脱除技术通常有生化法、吹脱法、汽提法、折点氯化法、离子交换法、化学沉淀法、膜分离法等。目前，在处理工业中产生的氨氮含量在500-10000ppm的高浓度氨氮废水通常采用蒸汽汽提法，汽提法是用蒸汽吹脱，将废水中的游离氨转变为氨气逸出。汽提法适用于处理高浓度氨氮废水，对氨氮的去除率可达99％以上，效率非常高，技术成熟度好，但是传统的汽提脱氨技术蒸汽耗量大，处理废水单耗高。

2010年天华化工机械及自动化研究设计院有限公司和中石化催化剂分公司就热泵闪蒸汽提脱氨法申请了发明专利，专利号为ZL 201010123251.0，该专利突出特点就是将先进的热泵技术、闪蒸技术和传统的蒸汽汽提技术有机地结合在一起，不但使处理后的氨氮废水达到国家一级排放标准，而且大大的降低了吹脱蒸汽消耗量，使得蒸汽耗量≤50kg/t废水，并且回收了废水中的99.9%的氨，提高资源利用率。但是由于该技术在使用过程中只生产硫酸铵，而实际生产装置往往需要一定浓度的氨水，这样，使得从废水中回收的氨氮并不能充分回用于生产装置中，而且也造成了仅生产一种产品导致过剩而引起原材料浪费的问题。因此，该技术仍有待进一步优化和改进。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术中仅生产硫酸铵导致过剩而造成原材料浪费的问题，提供一种能同时生产硫酸铵和氨水的热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，所述方法生产的硫酸铵和氨水的比例能够完全根据生产装置回用需求调节，使从废水中回收的氨氮能够完全回用于生产装置中，从而实现好的节能降耗和脱氨效果。

本发明提供一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，所述方法包括以下步骤：

（a）将氨氮废水通过第一文丘里水喷射器与复合汽提脱氨塔二级闪蒸段内的蒸汽进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔一级混合段内进行第一汽液分离；第一汽液分离后得到的不凝气体从复合汽提脱氨塔二级闪蒸段经过尾气吸收塔吸收其中的氨气后排放；

（b）第一汽液分离后得到的氨氮废水经第二文丘里水喷射器与复合汽提脱氨塔一级闪蒸段内的蒸汽再次进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔二级混合段内进行第二汽液分离，第二汽液分离换热后得到的氨氮废水在pH调到10.8-12.0后送入复合汽提脱氨塔汽提段的顶部，与来自复合汽提脱氨塔汽提段底部的汽提蒸汽在填料层内逆向接触，汽、液相在填料层发生传质，氨氮废水中的游离氨气进入汽相，脱氨后的废水回到复合汽提脱氨塔汽提段底部，并依次进入复合汽提脱氨塔一级、二级闪蒸段进行闪蒸，闪蒸后的脱氨废水温度降低后排放；

（c）第二汽液分离换热后得到的氨氮蒸汽通过复合汽提脱氨塔汽提段顶部排出，经过蒸汽循环热泵增压后分成三部分，第一部分进入到复合汽提脱氨塔二级混合段加热氨氮废水；第二部分进入到饱和塔内进行氨氮初步吸收，饱和塔的塔底得到硫酸铵产品，经饱和塔吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔进行氨氮净化吸收，吸收塔塔顶得到的洁净的蒸汽送入到复合汽提脱氨塔汽提段底部作为汽提蒸汽回用；第三部分进入到复合汽提脱氨塔的塔顶精馏段，生产氨水产品。

现有技术中热泵闪蒸汽提脱氨法只能产生一种产品，即为硫酸铵，为使所述热泵闪蒸汽提脱氨法具有更广泛的应用性，发明人在热泵闪蒸汽提脱氨法技术基础上做了进一步的优化和改进，在蒸汽汽提脱氨法基础上结合闪蒸技术和热泵技术，使得所述方法不但能够生产硫酸铵，同时能够生产一定浓度的氨水，而且还能够灵活调节生产硫酸铵和氨水的比例，使从废水中回收的氨氮能够更充分利用于生产装置中。

具体地，本发明所述热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，具有如下有益效果：

（1）本发明将汽提脱氨技术、闪蒸技术和热泵技术有机结合，为氨氮废水处理及节能降耗提供了一项具有创新性的技术，有效地解决了传统遇到的高氨氮废水处理方法蒸汽耗量高、设备易结垢堵塞、操作成本高的问题，做到了节能化、无害化、减量化、稳定化的处理。

（2）本发明利用闪蒸技术，将闪蒸所得蒸汽与废水直接混合回收热量，实现了脱氨废水和预处理的氨氮废水的热量交换，从而从根本上解决常规汽提脱氨技术中利用换热器进行能量回收时存在的结垢和堵塞问题，解决了废水中悬浮物容易使普通换热器造成的结垢和堵塞的问题。

（3）本发明采用蒸汽喷射压缩器和蒸汽循环热泵组合的工艺，实现了脱氨蒸汽的密闭循环系统，大大降低了吹脱蒸汽的耗量。

（4）本发明的核心设备为复合汽提脱氨塔，复合汽提塔由精馏段、汽提段、一级闪蒸段、二级闪蒸段、一级混合段、二级混合段组成，是集汽提技术和闪蒸技术的有机结合，是实现氨氮废水达标排放和节能降耗的主要原因。

（5）本发明的蒸汽喷射压缩器和蒸汽循环热泵组成了本发明所用装置的心脏-热泵机组，使系统中的蒸汽循环利用，达到节能降耗的目的。

（6）本发明利用闪蒸技术不但使脱氨废水中的热量和与处理的废水热量进行热交换，而且经过闪蒸后进一步降低了脱氨废水中的氨氮含量，为废水的达标排放提供了有力保证。

（7）本发明优选方式采用饱和塔和吸收塔两级吸收技术，保证硫酸吸收的效率和吸收液的饱和度，为吸收液的直接回用提供了有效保证。

（8）本发明通过蒸汽循环热泵后出口管路调节阀调节进入到精馏系统和吸收系统的含氨蒸汽的比例，可以实现废水中汽提出来的氨生产副产品硫酸铵和氨水的任意调节。本发明生产的硫酸铵和氨水的比例能够完全根据生产装置回用需求调节，使从废水中回收的氨氮完全回用于生产装置中，避免了仅生产一种产品导致过剩而造成原材料的浪费。

（9）本发明在生产硫酸铵的同时能够生产一定浓度的氨水，其中氨水的浓度能够为3-15重量%，氨水浓度可以根据生产需要调节。

（10）本发明经过在炼油催化剂装置产生的高氨氮废水处理试验，与热泵闪蒸汽提脱氨法相比，在废水处理量和废水中氨氮含量相同的条件下，虽然平均蒸汽耗量有一定的上升，但是本发明生产的硫酸铵和氨水的比例能够完全根据生产装置回用需求调节，使从废水中回收的氨氮能够完全回用于生产装置中，避免了仅生产一种产品导致过剩而造成原材料的浪费；与传统蒸汽汽提精馏生产氨水的方法相比，本发明在废水处理量和废水中氨氮含量相同的条件下，处理后氨氮含量和公用工程消耗指标都要比传统蒸汽汽提精馏生产氨水的方法低，因此，本发明所述方法实现了节能、脱氨效果好的目的。

（11）本发明方法可以使用广泛应用于石化、冶金、食品等无机氨氮废水处理行业中的成套装置来实施，因此具有广阔的应用前景。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是本发明的工艺流程简图。

图2是本发明的工艺流程框图。

附图标记说明

1为第一文丘里水喷射器；2为第二文丘里水喷射器；3为复合汽提脱氨塔；4为饱和塔；5为吸收塔；6为尾气吸收塔；7为闪蒸进料泵；8为汽提脱氨进料泵；9为硫酸铵循环泵；10为液环真空泵；11为蒸汽循环热泵；12为蒸汽喷射压缩器；13为硫酸吸收循环泵；14为塔顶冷凝器；15为氨水罐；16为氨水回流泵；17为第一出口管路调节阀；18为第二出口管路调节阀；19为第三出口管路调节阀。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，如图1和图2所示，所述方法包括以下步骤：

（a）将氨氮废水通过第一文丘里水喷射器1与复合汽提脱氨塔3二级闪蒸段内的蒸汽进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔3一级混合段内进行第一汽液分离；第一汽液分离后得到的不凝气体从复合汽提脱氨塔3二级闪蒸段经过尾气吸收塔6吸收其中的氨气后排放；

（b）第一汽液分离后得到的氨氮废水经第二文丘里水喷射器2与复合汽提脱氨塔3一级闪蒸段内的蒸汽再次进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔3二级混合段内进行第二汽液分离，第二汽液分离换热后得到的氨氮废水在pH调到10.8-12.0后送入复合汽提脱氨塔3汽提段的顶部，与来自复合汽提脱氨塔3汽提段底部的汽提蒸汽在填料层内逆向接触，汽、液相在填料层发生传质，氨氮废水中的游离氨气进入汽相，脱氨后的废水回到复合汽提脱氨塔3汽提段底部，并依次进入复合汽提脱氨塔3一级、二级闪蒸段进行闪蒸，闪蒸后的脱氨废水温度降低后排放；

（c）第二汽液分离换热后得到的氨氮蒸汽通过复合汽提脱氨塔3汽提段顶部排出，经过蒸汽循环热泵11增压后分成三部分，第一部分进入到复合汽提脱氨塔3二级混合段加热氨氮废水，加热后剩余的蒸汽作为不凝气体排放；第二部分进入到饱和塔4内进行氨氮初步吸收，饱和塔4的塔底得到硫酸铵产品，经饱和塔4吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔5进行氨氮净化吸收，吸收塔5塔顶得到的洁净的蒸汽送入到复合汽提脱氨塔3汽提段底部作为汽提蒸汽回用；第三部分进入到复合汽提脱氨塔3的塔顶精馏段，生产氨水产品。

由于与201010123251.0所述的热泵闪蒸汽提脱氨法相比，本发明主要在此基础上增加了产生氨水的部分，因此本发明将主要对此部分内容进行详细说明，其他内容包括所用生产装置均可参见中国专利ZL 201010123251.0所述的热泵闪蒸汽提脱氨法，该专利的内容将全部引入本文中作为参考。

根据本发明，所述复合汽提脱氨塔3由6段组成，自上到下依次为：精馏段、汽提段、一级闪蒸段、二级闪蒸段、一级混合段、二级混合段。

根据本发明，在步骤（c）中，所述的第三部分氨氮蒸汽从复合汽提脱氨塔3的精馏段底部进入到塔顶精馏段内，经过塔顶冷凝器14冷凝后产生的氨水，然后

（i）回流到精馏段顶部，与来自精馏段底部的氨氮蒸汽在精馏段内发生传质，用来提高氨氮蒸汽中氨的浓度；和/或

（ii）作为氨水产品外排。

其中，优选情况下，所述经过塔顶冷凝器14冷凝后产生的氨水先进入氨水储罐15内，之后一部分回流到精馏段顶部，另一部分作为氨水产品外排。

根据本发明，在步骤（c）中，所述氨水产品外排时可以根据氨水储罐的液位自动调节。所述冷凝后产生的氨水的回流比可以为0-2，优选为1.2-1.5，其中，所述回流比为由精馏塔塔顶返回塔内的回流液流量与塔顶氨水产品流量的比值。

根据本发明，步骤（c）中产生的氨水产品的浓度可以为3-15重量%。由于汽提出来的氨氮蒸汽中氨的浓度约为3重量%，因此，如果不回流，直接通过冷凝（即回流比为0），产生的氨水的浓度为3重量%，而通过回流，则可以提高氨水的浓度。例如，如果回流比为1，则产生的氨水的浓度为5重量%；如果回流比为1.2-1.5，则产生的氨水的浓度约为10重量%；如果回流比为2，则产生的氨水的浓度为15重量%。

根据本发明的一种优选实施方式，在步骤（c）中，所述第二部分氨氮蒸汽从饱和塔4顶部进入饱和塔4内，与从饱和塔4顶部送入的吸收液接触，进行氨氮初步吸收，同时使吸收液中的硫酸铵溶液尽量饱和以利于硫酸铵溶液的回用。初步吸收后的氨氮蒸汽由吸收塔5下部进入吸收塔5内，与从吸收塔5顶部送入的吸收液逆流接触进行氨氮净化吸收，吸收后的塔底液相一部分经过溢流到饱和塔4底部，另一部分从吸收塔5底部排出，进入塔顶循环使用，饱和塔4的塔底液相一部分作为所述吸收液从饱和塔4顶部返回饱和塔4内，另一部分外排用于生产硫酸铵产品。

其中，所述吸收液均为硫酸和硫酸铵的混合溶液。

其中，为了提高吸收塔5的对氨的吸收能力，该方法优选还包括连续或间歇地从吸收塔5顶部补充浓硫酸和工艺水。浓硫酸和工艺水的补充量和补充时机优选根据吸收塔5的吸收液的pH值来确定，使其pH值控制在1～3.5之间。

根据本发明，在吸收塔（5）内进行氨氮净化吸收的温度优选为95-105℃。

根据本发明，在步骤（c）中，蒸汽循环热泵11优选分别与第一出口管路调节阀17、第二出口管路调节阀18、第三出口管路调节阀19相连，由此来调控分成的三部分氨氮蒸汽的量，进而调控产生的硫酸铵和氨水的比例。开启第一出口管路调节阀17，该部分氨氮蒸汽进入到复合汽提脱氨塔3二级混合段加热氨氮废水，加热后的剩余气体作为不凝气体排放；若只开启第二出口管路调节阀18，则只产生硫酸铵；若只开启第三出口管路调节阀19，则只产生氨水；若同时开启第二出口管路调节阀18和第三出口管路调节阀19，则可以通过控制相应调节阀的流量来调控产生的硫酸铵和氨水的比例。所述调节阀的调控方法和调控量为本领域公知常识。

如上所述，第二汽液分离换热后得到的氨氮蒸汽经蒸汽循环热泵11增压后分成三部分，三部分的比例可以任意调节。

根据本发明，在步骤（b）中，所述闪蒸后的脱氨废水温度优选降至60℃以下排放。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

实施例1

结合图1和图2，本实施例用于说明本发明所述热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，所述方法包括以下步骤：

（a）将氨氮废水送入第一文丘里水喷射器1，所述氨氮废水与复合汽提脱氨塔3二级闪蒸段引射的蒸汽进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔3一级混合段内进行第一汽液分离；复合汽提脱氨塔3二级闪蒸段中的不凝气体由液环真空泵10抽出，并经过尾气吸收塔6将不凝气体带出的氨气吸收后排放；

其中，所述复合汽提脱氨塔3由6段组成，自上到下依次为：精馏段、汽提段、一级闪蒸段、二级闪蒸段、一级混合段、二级混合段；

（b）复合汽提脱氨塔3一级混合段内经过第一汽液分离后的氨氮废水经闪蒸进料泵7进入第二文丘里水喷射器2，所述氨氮废水与复合汽提脱氨塔3一级闪蒸段引射的蒸汽再次进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔3二级混合段内进行第二汽液分离，分离换热后的被加热的氨氮废水由汽提脱氨进料泵8送入复合汽提脱氨塔3汽提段的顶部，并在进入复合汽提脱氨塔3汽提段前通过45重量%的氢氧化钠溶液将所述氨氮废水的pH调到11.0；进入复合汽提脱氨塔3汽提段的氨氮废水和来自复合汽提脱氨塔3汽提段底部的蒸汽在填料层内逆向接触，汽、液相在填料层发生传质，氨氮废水中的游离氨气进入汽相，脱氨后的废水回到复合汽提脱氨塔3汽提段底部；复合汽提脱氨塔3汽提段底部的脱氨废水依次进入复合汽提脱氨塔3一级、二级闪蒸段进行闪蒸，闪蒸后的脱氨废水温度降低至60℃后排放；

（c）蒸汽循环热泵11分别与第一出口管路调节阀17、第二出口管路调节阀18、第三出口管路调节阀19相连，复合汽提脱氨塔3汽提段顶部出来的氨氮蒸汽经过蒸汽循环热泵11增压（从常压增加8000Pa）后，通过调控与蒸汽循环热泵11相连的第一出口管路调节阀17、第二出口管路调节阀18和第三出口管路调节阀19，分成三部分：第一部分氨氮蒸汽通过第一出口管路调节阀17进入到复合汽提脱氨塔3二级混合段加热氨氮废水，加热后剩余的蒸汽作为不凝气体排放；第二部分氨氮蒸汽通过第二出口管路调节阀18进入到饱和塔4内进行氨氮初步吸收，吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔5进行氨氮净化吸收；第三部分氨氮蒸汽通过第三出口管路调节阀19进入到复合汽提脱氨塔3的塔顶精馏段，生产氨水产品；其中，第一部分氨氮蒸汽、第二部分氨氮蒸汽和第三部分氨氮蒸汽的重量比为0.01：1:1。

其中，所述饱和塔4为同向并流设计，所述的进入饱和塔4内的第二部分氨氮蒸汽从饱和塔4顶部进入饱和塔4内，与由硫酸铵循环泵9从饱和塔4底部抽送到饱和塔4顶部的吸收液一起经过吸收段进行氨氮初步吸收，初步吸收后的氨氮蒸汽进入吸收塔5内进行氨氮净化吸收；

其中，所述吸收塔5为逆向对流，进入吸收塔5的氨氮蒸汽经过饱和塔4进行氨氮初步吸收后，由吸收塔5下部进入吸收塔5内，硫酸吸收循环泵13将吸收塔5底部的吸收液抽送到吸收塔5顶部进入吸收塔5内，同时，从吸收塔5顶部补充浓硫酸和工艺水，将吸收液的pH调节为3，以进一步提高氨气的吸收效率，吸收塔5的氨氮蒸汽在氨氮净化吸收时的温度为100℃，在吸收塔5中汽、液相发生传质和化学中和反应，且反应为放热反应。氨氮净化吸收后的吸收塔5的塔底液相一部分经过溢流到饱和塔4底部，作为氨氮蒸汽初步吸收的吸收液使用，以提高吸收液的吸收效率；另一部分从吸收塔5底部排出，进入吸收塔5的塔顶循环使用，饱和塔4的塔底液相一部分作为所述吸收液从饱和塔4顶部返回饱和塔4内，另一部分经过硫酸铵循环泵9外排用于生产硫酸铵产品。

吸收塔5中重新变得洁净的循环蒸汽以及硫酸和氨气放热反应产生的蒸汽经过蒸汽喷射压缩器12由公用工程来的补充蒸汽引射增压后，送入到复合汽提脱氨塔3汽提段底部作为汽提蒸汽回用；

其中，所述的第三部分氨氮蒸汽从复合汽提脱氨塔3的精馏段底部进入到塔顶精馏段内，经过塔顶冷凝器14冷凝后产生的氨水进入到氨水储罐15内。为了将氨水储罐15内的氨水进行提浓，将产生的氨水通过回流泵16以回流比1.5回流到复合汽提脱氨塔3精馏段顶部，顶部回流的氨水和底部来的氨氮蒸汽在精馏段内发生传质，用于提高氨氮蒸汽中氨的浓度，然后将所述氨氮蒸汽经过塔顶冷凝器14冷凝产生氨水产品，所述氨水产品的浓度为10重量%。

本实施例的废水处理量、废水中氨氮含量、处理后氨氮含量、副产品、公用工程消耗等结果参见表1。

实施例2

本实施例用于说明本发明所述热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法。

按照实施例1的方法，不同的是，步骤（c）中，产生氨水的过程中，将产生的氨水通过回流泵16以回流比2回流到复合汽提脱氨塔3精馏段顶部，最终产生的氨水产品浓度为15重量%。

实施例3

按照实施例1的方法，不同的是，步骤（c）中，产生氨水的过程中，将产生的氨水通过回流泵16以回流比0回流到复合汽提脱氨塔3精馏段顶部，最终产生的氨水产品浓度为3重量%。

实施例4

按照实施例1的方法，不同的是，步骤（c）中，产生氨水的过程中，将产生的氨水通过回流泵16以回流比1回流到复合汽提脱氨塔3精馏段顶部，最终产生的氨水产品浓度为5重量%。

对比例1

按照实施例1的方法，不同的是，步骤（c）中，复合汽提脱氨塔（3）汽提段顶部出来的氨氮蒸汽经过蒸汽循环热泵11增压后，分成两部分：一部分氨氮蒸汽进入到复合汽提脱氨塔3二级混合段加热氨氮废水，同时作为不凝气体排放；一部分氨氮蒸汽到饱和塔4内进行氨氮初步吸收，吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔5进行氨氮净化吸收。具体方法可以参见中国专利ZL201010123251.0所述的热泵闪蒸汽提脱氨法。

本对比例的废水处理量、废水中氨氮含量、处理后氨氮含量、副产品、公用工程消耗等结果参见表1。

对比例2

采用传统的蒸汽汽提精馏生产氨水的方法生产浓度为10重量%的氨水。其中，该方法采用常规的氨氮废水汽提脱氨系统，其基本设备包括：汽提脱氨精馏塔、进出口换热器和泵，该方法是通过蒸汽将氨氮废水中的氨在汽提脱氨精馏塔汽提段汽提出来后，在精馏段通过塔顶回流进一步精馏得到氨水。

对比例3

按照对比例2的方法，不同的是，采用传统的蒸汽汽提精馏生产氨水的方法生产浓度为15重量%的氨水。

对比例4

按照对比例2的方法，不同的是，采用传统的蒸汽汽提精馏生产氨水的方法生产浓度为3重量%的氨水。

对比例5

按照对比例2的方法，不同的是，采用传统的蒸汽汽提精馏生产氨水的方法生产浓度为5重量%的氨水。

表1：

从表1中可以看出：本发明与对比例1的热泵闪蒸汽提脱氨法相比，在废水处理量和废水中氨氮含量相同的条件下，虽然平均蒸汽耗量有一定的上升，但是本发明在生产硫酸铵的同时还能够生产一定浓度的氨水，其中氨水的浓度能够为3-15重量%，且本发明生产的硫酸铵和氨水的比例能够完全根据生产装置回用需求调节，使从废水中回收的氨氮完全回用于生产装置中，避免了仅生产一种产品导致过剩而造成原材料的浪费；与传统的蒸汽汽提精馏生产氨水的方法相比，本发明在废水处理量和废水中氨氮含量相同的条件下，处理后氨氮含量和公用工程消耗指标都要比传统脱氨方法低，因此，本发明所述方法实现了节能、脱氨效果好的目的，具有更广泛的实用性，在氨氮废水处理中具有更广泛的应用市场前景和巨大的应用潜力。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims

1.一种热泵闪蒸汽提脱氨联产硫酸铵及氨水的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(a)将氨氮废水通过第一文丘里水喷射器(1)与复合汽提脱氨塔(3)二级闪蒸段内的蒸汽进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔(3)一级混合段内进行第一汽液分离；第一汽液分离后得到的不凝气体从复合汽提脱氨塔(3)二级闪蒸段经过尾气吸收塔(6)吸收其中的氨气后排放；

(b)第一汽液分离后得到的氨氮废水经第二文丘里水喷射器(2)与复合汽提脱氨塔(3)一级闪蒸段内的蒸汽再次进行汽液急冷换热后，进入复合汽提脱氨塔(3)二级混合段内进行第二汽液分离，第二汽液分离换热后得到的氨氮废水在pH调到10.8-12.0后送入复合汽提脱氨塔(3)汽提段的顶部，与来自复合汽提脱氨塔(3)汽提段底部的汽提蒸汽在填料层内逆向接触，汽、液相在填料层发生传质，氨氮废水中的游离氨气进入汽相，脱氨后的废水回到复合汽提脱氨塔(3)汽提段底部，并依次进入复合汽提脱氨塔(3)一级、二级闪蒸段进行闪蒸，闪蒸后的脱氨废水温度降低后排放；

(c)第二汽液分离换热后得到的氨氮蒸汽通过复合汽提脱氨塔(3)汽提段顶部排出，经过蒸汽循环热泵(11)增压后分成三部分，第一部分进入到复合汽提脱氨塔(3)二级混合段加热氨氮废水；第二部分进入到饱和塔(4)内进行氨氮初步吸收，饱和塔(4)的塔底得到硫酸铵产品，经饱和塔(4)吸收后的氨氮蒸汽再进入吸收塔(5)进行氨氮净化吸收，吸收塔(5)塔顶得到的洁净的蒸汽送入到复合汽提脱氨塔(3)汽提段底部作为汽提蒸汽回用；第三部分进入到复合汽提脱氨塔(3)的塔顶精馏段，生产氨水产品；

其中，在步骤(c)中，蒸汽循环热泵(11)分别与第一出口管路调节阀(17)、第二出口管路调节阀(18)、第三出口管路调节阀(19)相连，由此来调控分成的三部分氨氮蒸汽的量，进而调控产生的硫酸铵和氨水的比例。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(c)中，所述的第三部分氨氮蒸汽从复合汽提脱氨塔(3)的精馏段底部进入到塔顶精馏段内，经过塔顶冷凝器(14)冷凝后产生的氨水，然后

(i)回流到精馏段顶部，与来自精馏段底部的氨氮蒸汽在精馏段内发生传质，用来提高氨氮蒸汽中氨的浓度；和/或

(ii)作为氨水产品外排。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述经过塔顶冷凝器(14)冷凝后产生的氨水先进入氨水储罐(15)内，之后一部分回流到精馏段顶部，另一部分作为氨水产品外排。

4.根据权利要求2所述的方法，其中，所述冷凝后产生的氨水的回流比为0-2。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述冷凝后产生的氨水的回流比为1.2-1.5。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(c)中，所述第二部分氨氮蒸汽从饱和塔(4)顶部进入饱和塔(4)内，与从饱和塔(4)顶部送入的吸收液接触，进行氨氮初步吸收，初步吸收后的氨氮蒸汽由吸收塔(5)下部进入吸收塔(5)内，与从吸收塔(5)顶部送入的吸收液逆流接触进行氨氮净化吸收，吸收后的塔底液相一部分经过溢流到饱和塔(4)底部，另一部分从吸收塔(5)底部排出，进入吸收塔(5)塔顶循环使用，饱和塔(4)的塔底液相一部分作为所述吸收液从饱和塔(4)顶部返回饱和塔(4)内，另一部分外排用于生产硫酸铵产品。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，该方法还包括从吸收塔(5)顶部补充浓硫酸和工艺水。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，在吸收塔(5)内进行氨氮净化吸收的温度为95-105℃。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(b)中，所述闪蒸后的脱氨废水温度降至60℃以下排放。