CN105481036A - 一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法,包括以下步骤：剩余氨水输送至脱氨塔提馏段上部的布液器，经布液后自上而下流过提馏段填料层；气提介质和热量由塔顶含氨水蒸气冷凝放热和部分循环稀氨水热量生产的二次蒸汽通过水蒸汽压缩机升温升压后提供；脱氨塔内，在43.64-53.41KPa的负压下，二次蒸汽自下而上穿过提馏段填料层，与逆向流动的剩余氨水接触，对剩余氨水进行脱氨；剩余氨水到达塔底时，成为符合要求的脱氨合格液,从塔内抽出；二次蒸汽到达脱氨塔顶部时，吸收了大部分氨气，自脱氨塔引出，进入冷凝器，冷凝器抽出的粗氨气引入硫酸铵饱和器制取硫酸铵，冷凝下来的15％浓度的浓氨水泵入浓氨水储罐备用。
Description
技术领域
本发明属于煤化工、石油化工等化工行业的废水处理领域，具体涉及含氨气的焦化剩余氨水采用负压脱氨的节能型脱氨方法，以及脱除出来的氨气的综合利用方法。
背景技术
煤化工等化工企业在焦炭生产和煤气化的冷却和洗涤过程中，形成大量的含氨、酚、氰化物、硫化物的稀氨水，该部分废水去除煤尘、煤粉、焦油后，作为冷却水在系统内循环使用，称为循环氨水；随着循环次数的增加，氨氮等有害成分富集，必须定期排出一部分，同时补充部分工艺净水，循环氨水才能正常循环使用，排出的这部分氨水称为剩余氨水，首先要进行脱氨，然后才能进入企业的废水处理系统进行深化处理。目前对这部分剩余氨水的脱氨处理，大部分企业采用高温蒸氨工艺，将废水加热至102-105℃，用高温生蒸汽将氨氮从废水中汽提出来，经冷凝成干净的稀氨水后，用于脱硫或制取硫酸铵。该工艺特点是能耗高，每处理1吨剩余氨水，仅仅蒸氨环节蒸汽耗费就高达150-180公斤，按150元/吨的蒸汽价格，费用至少22.5元。按年产焦炭220万吨的湿法熄焦焦化企业来讲，一年的剩余氨水总量约48万吨，生蒸汽的耗费达到1080万元，对企业是一个沉重的负担。同时塔顶蒸出的含氨水蒸气需要大量循环冷却水冷凝冷却才能形成稀氨水或粗氨气进一步利用，不仅含氨水蒸气的大量热量被浪费，还消耗了大量循环冷却水；另外企业的循环氨水温度高达72-80℃，需要较多的冷量冷却降温才能循环使用，热量被白白浪费掉，同时还要增加冷却设施的投资。
对于利用循环稀氨水热量进行脱氨，以达到不消耗水蒸气的目标，本申请人已申请了相关的方法发明专利，实际运用中也取得了良好效果。但是，这种方法在运用中，对于企业剩余氨水中硫化物含量较高的情况来说，由于脱氨塔内温度只有60-65℃，致使剩余氨水中硫化物分解困难(温度愈高，愈有利于硫化物的分解)，这样使得脱氨后的合格液中硫化物含量较高，后续的剩余氨水生化处理系统难以处理达标，为此不得不另外向塔内通入水蒸气以提高脱氨塔内温度，以致增加了蒸汽消耗；经反复调整试验，脱氨塔中温度维持在75℃以上时，可以较好解决合格液中硫化物含量高的问题：既使硫化物有一定分解，出塔合格液中的硫化物含量刚好可以被后续的生化处理系统处理达标，又使气提出的氨气中硫化物含量可以被企业的硫酸铵饱和器系统消耗掉，不至于影响生产的硫酸铵品质，前提是，气提出来的氨气必须通过企业原有的可以生产大量硫酸铵的饱和器生产硫酸铵，而不能单独为气提出来的含氨蒸汽另外设立饱和器，那样的话，生产出来的硫酸铵中可能会因硫化物过高而发黄；当然，企业自身如果需要氨水进行脱硫，也可以从冷凝器中直接采出一部分氨水用于脱硫，因为应用于脱硫时，氨水中硫化物高一些基本上不构成影响。
因此，煤化工等能源、化工企业，急需一种方法，既能将剩余氨水中的氨气回收利用，又能不消耗蒸汽能源，同时又不影响企业原有的废水处理系统，进而实现资源综合利用和能源节约；同时投资相对适中，并尽可能实现运行正收益。只有这样，才能保障煤化工等能源、化工企业的长期健康发展。
发明内容
本发明的目的是提供一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法，使剩余氨水脱氨后完全能达到企业进一步生化处理要求，并将氨气进行回收，进入企业硫酸铵饱和器生产硫酸铵，或者制取15％浓度的氨水，用于企业自身脱硫系统；同时充分利用塔顶含氨水蒸气热量，并补充部分循环稀氨水余热，达到完全不消耗外来水蒸汽的目标；进而实现余热回收和资源综合利用，变废为宝，最终提高生产质量，提升社会和经济效益。
为实现上述目的，本发明采用的方案是：一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法：包括以下步骤：
A、pH值调节至11.5-12之间，并经预处理后的焦化剩余氨水，温度70-75℃，由脱氨塔进料泵(2)输送至脱氨塔(1)提馏段上部，经布液后自上而下流过提馏段填料层；脱氨塔(1)内压力保持绝压43.64-53.41KPa，对应水蒸气饱和温度78-83℃；剩余氨水到达脱氨塔(1)底部后，温度80-83℃，由合格液出料泵(3)输送至预热器(4)的壳程中，同时温度35-40℃的脱盐水靠余压流入预热器(4)的管程，间接换热后，塔底合格液温度下降到45-50℃，靠余压排入企业废水生化处理系统进行深化处理；
脱盐水被加热后，温度60-65℃，靠余压流入脱盐水一级蒸发器(8)，并通过脱盐水一级循环泵(5)打入脱盐水加热器(7)管程，同时72-78℃的循环稀氨水通过循环稀氨水泵(6)打入脱盐水加热器壳程，间接换热后，循环稀氨水温度下降到65-70℃，靠余压排出本系统，由企业进一步冷却后使用；脱盐水被循环加热后，回到脱盐水一级蒸发器(8)中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经一级蒸汽压缩系统(16)压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔(1)一级压缩蒸汽进口(18)进入脱氨塔；
在脱盐水一级蒸发器(8)中未被蒸发的脱盐水，温度仍为65℃，通过脱盐水泵(9)打入脱盐水二级蒸发器(10)中，并通过脱盐水二级循环泵(11)打入塔顶冷凝冷却器(12)管程，同时塔顶排出的77-80℃的含氨水蒸气流入塔顶冷凝冷却器(12)壳程，间接换热后，被冷凝冷却下来的含氨水蒸气形成稀氨水，温度65℃，经稀氨水回流泵(15)打入脱氨塔(1)精馏段上部，经布液后自上而下在精馏段填料间流动；脱盐水在塔顶冷凝冷却器(12)管程不断吸收热量后，回到脱盐水二级蒸发器(10)中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经二级蒸汽压缩系统(17)压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔(1)二级压缩蒸汽进口(19)进入脱氨塔；
为保证脱氨塔(1)中压力维持在压43.64-53.41KPa的负压水平，设置水环式真空泵(13)，与塔顶冷凝冷却器(12)的壳程联通，不断将其中的不凝气抽出；同时由于塔顶冷凝冷却器(12)壳程通过含氨水蒸气管道与脱氨塔(1)直接联通，脱氨塔(1)通过一级压缩蒸汽进口(18)、二级压缩蒸汽进口(19)分别与蒸汽压缩系统(16)、(17)直接连通，蒸汽压缩系统(16)、(17)又分别与脱盐水一级蒸发器(8)、脱盐水二级蒸发器(10)直接连通，从而使脱盐水一级蒸发器(8)、脱盐水二级蒸发器(10)中维持25KPa的负压水平，脱氨塔(1)中维持43.64-53.41KPa的负压水平，塔顶冷凝冷却器(12)中维持25-28.56KPa的负压水平；
B、在脱氨塔(1)中，进入塔内的二次蒸汽温度83℃，自下而上首先穿过提馏段填料层流动，与自上而下流动的剩余氨水在填料中逆向接触，氨气不断从剩余氨水中逸出，进入二次蒸汽中；剩余氨水到达塔底时，氨气96-99.8％(质量百分比)被汽提出来，剩余氨水中氨气含量只有10-200mg/L；符合要求的剩余氨水由脱氨塔(1)出料泵(3)从塔内抽出，进入脱盐水预热器(4)预热脱盐水；
同时，二次蒸汽到达脱氨塔(1)提馏段上部时，吸收了大部分氨气，继续向上进入脱氨塔(1)精馏段，与脱氨塔(1)外回流的冷凝稀氨水在精馏段填料间逆流接触，再次对回流稀氨水中的氨气进行吸收，然后自脱氨塔(1)顶部引出，进入塔顶冷凝冷却器(12)；在冷凝冷却器(12)中被冷凝下来的稀氨水，当浓度达到15％(质量浓度)时，从中抽出一部分，经合格氨水泵(20)打入浓氨水储罐(21)；
在塔顶冷凝冷却器(12)中，未被冷凝下来的氨气，温度65℃，含水20-40％(质量浓度)，由真空泵(13)从塔顶冷凝冷却器(12)中抽出，进入企业的硫酸铵饱和器制取硫酸铵；
C、在脱盐水二级蒸发器(10)中未被蒸发的脱盐水，温度65℃，由脱盐水回流泵(22)从脱盐水二级蒸发器(10)中抽出，打入脱盐水冷却器(23)，用企业的循环冷却水进行冷却，脱盐水温度下降至35-40℃，重新回到脱盐水预热器(4)，对出塔合格液进行冷却降温，不足部分从企业脱盐水站补充。
本发明的主要特点在于：一是充分利用塔顶含氨水蒸气热量，生产低温低压水蒸气，并用循环氨水携带的热量生产少量低温低压水蒸气，然后通过水蒸气压缩系统，对生产出来的水蒸汽升温升压，作为汽提脱氨的介质和全部热量来源，从而完全取代生蒸汽；二是塔内脱氨温度维持在75℃以上，解决温度低时脱氨合格液中硫化物含量高的问题；三是脱出的氨气既可以进入企业原有的硫酸铵饱和器制取硫酸铵，又可以直接从塔顶冷凝器中采出15％浓度的浓氨水，用于企业自身脱硫；四是节约了将塔顶含氨水蒸气进行冷凝，以及对循环稀氨水进行降温的设备投资和循环冷却水耗费。该方法可用于类似废水的综合处理利用。
附图说明
图1为本发明实施例实验装置结构示意图。
具体实施方式：
一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法：包括以下步骤：
A、pH值调节至11.5-12之间，并经预处理后的焦化剩余氨水，温度70-75℃，由脱氨塔进料泵2输送至脱氨塔1提馏段上部，经布液后自上而下流过提馏段填料层；脱氨塔1内压力保持绝压43.64-53.41KPa，对应水蒸气饱和温度78-83℃；剩余氨水到达脱氨塔1底部后，温度80-83℃，由合格液出料泵3输送至预热器4的壳程中，同时温度35-40℃的脱盐水靠余压流入预热器4的管程，间接换热后，塔底合格液温度下降到45-50℃，靠余压排入企业废水生化处理系统进行深化处理；
脱盐水被加热后，温度60-65℃，靠余压流入脱盐水一级蒸发器8，并通过脱盐水一级循环泵5打入脱盐水加热器7管程，同时72-78℃的循环稀氨水通过循环稀氨水泵6打入脱盐水加热器壳程，间接换热后，循环稀氨水温度下降到65-70℃，靠余压排出本系统，由企业进一步冷却后使用；脱盐水被循环加热后，回到脱盐水一级蒸发器8中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经一级蒸汽压缩系统16压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔1一级压缩蒸汽进口18进入脱氨塔；
在脱盐水一级蒸发器8中未被蒸发的脱盐水，温度仍为65℃，通过脱盐水泵9打入脱盐水二级蒸发器10中，并通过脱盐水二级循环泵11打入塔顶冷凝冷却器12管程，同时塔顶排出的77-80℃的含氨水蒸气流入塔顶冷凝冷却器12壳程，间接换热后，被冷凝冷却下来的含氨水蒸气形成稀氨水，温度65℃，经稀氨水回流泵15打入脱氨塔1精馏段上部，经布液后自上而下在精馏段填料间流动；脱盐水在塔顶冷凝冷却器12管程不断吸收热量后，回到脱盐水二级蒸发器10中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经二级蒸汽压缩系统17压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔1二级压缩蒸汽进口19进入脱氨塔；
为保证脱氨塔1中压力维持在压43.64-53.41KPa的负压水平，设置水环式真空泵13，与塔顶冷凝冷却器12的壳程联通，不断将其中的不凝气抽出；同时由于塔顶冷凝冷却器12壳程通过含氨水蒸气管道与脱氨塔1直接联通，脱氨塔1通过一级压缩蒸汽进口18、二级压缩蒸汽进口19分别与蒸汽压缩系统16、17直接连通，蒸汽压缩系统16、17又分别与脱盐水一级蒸发器8、脱盐水二级蒸发器10直接连通，从而使脱盐水一级蒸发器8、脱盐水二级蒸发器10中维持25KPa的负压水平，脱氨塔1中维持43.64-53.41KPa的负压水平，塔顶冷凝冷却器12中维持25-28.56KPa的负压水平；
B、在脱氨塔1中，进入塔内的二次蒸汽温度83℃，自下而上首先穿过提馏段填料层流动，与自上而下流动的剩余氨水在填料中逆向接触，氨气不断从剩余氨水中逸出，进入二次蒸汽中；剩余氨水到达塔底时，氨气96-99.8％(质量百分比)被汽提出来，剩余氨水中氨气含量只有10-200mg/L；符合要求的剩余氨水由脱氨塔1出料泵3从塔内抽出，进入脱盐水预热器4预热脱盐水；
同时，二次蒸汽到达脱氨塔1提馏段上部时，吸收了大部分氨气，继续向上进入脱氨塔1精馏段，与脱氨塔1外回流的冷凝稀氨水在精馏段填料间逆流接触，再次对回流稀氨水中的氨气进行吸收，然后自脱氨塔1顶部引出，进入塔顶冷凝冷却器12；在冷凝冷却器12中被冷凝下来的稀氨水，当浓度达到15％(质量浓度)时，从中抽出一部分，经合格氨水泵20打入浓氨水储罐21；
在塔顶冷凝冷却器12中，未被冷凝下来的氨气，温度65℃，含水20-40％(质量浓度)，由真空泵13从塔顶冷凝冷却器12中抽出，进入企业的硫酸铵饱和器制取硫酸铵；
C、在脱盐水二级蒸发器10中未被蒸发的脱盐水，温度65℃，由脱盐水回流泵22从脱盐水二级蒸发器10中抽出，打入脱盐水冷却器23，用企业的循环冷却水进行冷却，脱盐水温度下降至35-40℃，重新回到脱盐水预热器4，对出塔合格液进行冷却降温，不足部分从企业脱盐水站补充。
本发明主要设备包括：
1、负压汽提脱氨及余热利用系统：由脱氨塔1、预热器4、加热器7、一级蒸发器8、二级蒸发器10、冷凝冷却器12、进料泵2、出料泵3、循环泵5、11、真空泵13、脱盐水回流泵22、冷凝液回流泵15等组成；
2、氨气利用系统：由合格氨水泵20、浓氨水罐21、硫酸铵饱和器14等组成。
3、电气、仪表控制系统：由电气系统、DCS控制系统和控制阀门、控制仪表等组成。
本发明中，脱氨所需热量全部由系统内部自供，完全替代外部生蒸汽供热；系统本身无物料富集问题。
Claims (1)
1.一种焦化剩余氨水节能型负压脱氨方法,其特征在于：包括以下步骤：
A、pH值调节至11.5-12之间，并经预处理后的焦化剩余氨水，温度70-75℃，由脱氨塔进料泵(2)输送至脱氨塔(1)提馏段上部，经布液后自上而下流过提馏段填料层；脱氨塔(1)内压力保持绝压43.64-53.41KPa，对应水蒸气饱和温度78-83℃；剩余氨水到达脱氨塔(1)底部后，温度80-83℃，由合格液出料泵(3)输送至预热器(4)的壳程中，同时温度35-40℃的脱盐水靠余压流入预热器(4)的管程，间接换热后，塔底合格液温度下降到45-50℃，靠余压排入企业废水生化处理系统进行深化处理；
脱盐水被加热后，温度60-65℃，靠余压流入脱盐水一级蒸发器(8)，并通过脱盐水一级循环泵(5)打入脱盐水加热器(7)管程，同时72-78℃的循环稀氨水通过循环稀氨水泵(6)打入脱盐水加热器壳程，间接换热后，循环稀氨水温度下降到65-70℃，靠余压排出本系统，由企业进一步冷却后使用；脱盐水被循环加热后，回到脱盐水一级蒸发器(8)中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经一级蒸汽压缩系统(16)压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔(1)一级压缩蒸汽进口(18)进入脱氨塔；
在脱盐水一级蒸发器(8)中未被蒸发的脱盐水，温度仍为65℃，通过脱盐水泵(9)打入脱盐水二级蒸发器(10)中，并通过脱盐水二级循环泵(11)打入塔顶冷凝冷却器(12)管程，同时塔顶排出的77-80℃的含氨水蒸气流入塔顶冷凝冷却器(12)壳程，间接换热后，被冷凝冷却下来的含氨水蒸气形成稀氨水，温度65℃，经稀氨水回流泵(15)打入脱氨塔(1)精馏段上部，经布液后自上而下在精馏段填料间流动；脱盐水在塔顶冷凝冷却器(12)管程不断吸收热量后，回到脱盐水二级蒸发器(10)中，在25KPa的绝压下闪蒸，连续产生65℃的二次蒸汽；该二次蒸汽经二级蒸汽压缩系统(17)压缩后，温度上升到83℃，绝对压力53.41KPa，通过脱氨塔(1)二级压缩蒸汽进口(19)进入脱氨塔；
为保证脱氨塔(1)中压力维持在压43.64-53.41KPa的负压水平，设置水环式真空泵(13)，与塔顶冷凝冷却器(12)的壳程联通，不断将其中的不凝气抽出；同时由于塔顶冷凝冷却器(12)壳程通过含氨水蒸气管道与脱氨塔(1)直接联通，脱氨塔(1)通过一级压缩蒸汽进口(18)、二级压缩蒸汽进口(19)分别与蒸汽压缩系统(16)、(17)直接连通，蒸汽压缩系统(16)、(17)又分别与脱盐水一级蒸发器(8)、脱盐水二级蒸发器(10)直接连通，从而使脱盐水一级蒸发器(8)、脱盐水二级蒸发器(10)中维持25KPa的负压水平，脱氨塔(1)中维持43.64-53.41KPa的负压水平，塔顶冷凝冷却器(12)中维持25-28.56KPa的负压水平；
B、在脱氨塔(1)中，进入塔内的二次蒸汽温度83℃，自下而上首先穿过提馏段填料层流动，与自上而下流动的剩余氨水在填料中逆向接触，氨气不断从剩余氨水中逸出，进入二次蒸汽中；剩余氨水到达塔底时，氨气96-99.8％(质量百分比)被汽提出来，剩余氨水中氨气含量只有10-200mg/L；符合要求的剩余氨水由脱氨塔(1)出料泵(3)从塔内抽出，进入脱盐水预热器(4)预热脱盐水；
同时，二次蒸汽到达脱氨塔(1)提馏段上部时，吸收了大部分氨气，继续向上进入脱氨塔(1)精馏段，与脱氨塔(1)外回流的冷凝稀氨水在精馏段填料间逆流接触，再次对回流稀氨水中的氨气进行吸收，然后自脱氨塔(1)顶部引出，进入塔顶冷凝冷却器(12)；在冷凝冷却器(12)中被冷凝下来的稀氨水，当浓度达到15％(质量浓度)时，从中抽出一部分，经合格氨水泵(20)打入浓氨水储罐(21)；
在塔顶冷凝冷却器(12)中，未被冷凝下来的氨气，温度65℃，含水20-40％(质量浓度)，由真空泵(13)从塔顶冷凝冷却器(12)中抽出，进入企业的硫酸铵饱和器制取硫酸铵；
C、在脱盐水二级蒸发器(10)中未被蒸发的脱盐水，温度65℃，由脱盐水回流泵(22)从脱盐水二级蒸发器(10)中抽出，打入脱盐水冷却器(23)，用企业的循环冷却水进行冷却，脱盐水温度下降至35-40℃，重新回到脱盐水预热器(4)，对出塔合格液进行冷却降温，不足部分从企业脱盐水站补充。
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