CN107235593A - 一种煤气化水系统氨回收与硫脱除的系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种煤气化水系统氨回收与硫脱除的系统及方法，所述煤气化水系统包括煤气化灰水、变换凝液以及其他含酸、含氨废水处理系统；所述煤气化水系统氨回收与硫脱除系统，主要是基于酸脱除(脱酸、洗涤)、氨回收(蒸氨－－氨吸收－－氨精馏)、硫脱除等工艺，同时合理配设工艺热能回收与废水资源循环利用环节构成该系统；所述煤气化水系统氨回收与硫脱除系统，基于脱酸蒸氨工艺，控制系统氨累积，有效解决了氨与硫化氢以及羰基硫分离不彻底、易产生结晶、腐蚀设备管道等问题，并有效回收余热、回用灰水，并将回收的氨制成合格液氨产品，从而达到污染减排、资源能源回用和生产装置安全稳定运行的多重目的。

Description

一种煤气化水系统氨回收与硫脱除的系统及方法
技术领域
本发明涉及煤化工水系统处理技术领域，特别是涉及一种基于氨回收与硫脱除方法的煤气化系统污染减排与能源水资源循环利用系统技术。
背景技术
目前，具有代表性的气流床气化技术包括采用水煤浆为原料的德士古气化炉和采用干粉煤为原料的神宁炉和航天炉，总体说来，这两种工艺都具有安全、稳定、长周期运行的特点，但是由于系统存在氨含量过高，并存在一定比例的难脱除的羰基硫，回收的氨无法与硫化合物彻底分离导致氨产品品质低，产生的废气无法满足排放标准，回收过程生成的结晶易堵塞腐蚀管线设备，蒸汽、水等公用工程消耗量大等问题需要进一步解决。
煤气化水系统中的含酸、含氨液相，包括气化灰水、变换凝液以及其他含酸、含氨液相中，其中氨含量可高达10000～30000ppm，硫化氢含量可高达100ppm～500ppm。该高氨氮废水，无法直接外排，如引入企业的废水生化处理系统，将直接提升生化系统的氨氮负荷，废水无法达标排放，且运行费用也很高，现有的脱酸蒸氨工艺普遍采取气提蒸氨的方式脱除氨氮和二氧化碳，气提后的合格液回用企业气化系统，汽提出的二氧化碳、硫化氢以及氨经冷凝脱水后引入硫回收系统或火炬系统。
因此，煤气化水系统中的含酸、含氨液相，包括灰水、变换凝液以及其他含酸、含氨液相的处理，亟需一种方法能在现有的脱酸蒸氨工艺基础上，减少氨累积的同时，有效的解决了氨与硫化合物分离不彻底以及产生结晶腐蚀设备管道的问题和氨产品品质低，产生的废气无法满足排放标准的问题，并有效回收废热、回用灰水，最后将回收的氨脱硫后制成合格的液氨产品。从而达到资源完全回收利用的环保节能要求。
发明内容
本发明的目的在于提供一种基于氨回收与硫脱除方法的煤气化系统污染减排与能源水资源循环利用的系统技术，以克服现有生产中存在的上述问题。
为实现上述目的，本发明提供一种煤气化系统液相氨回收与硫脱除的系统，所述煤气化水系统为煤气化系统中产生的包括灰水、变换凝液以及其他含酸、含氨液相；所述煤气化水系统氨回收与硫脱除系统，由闪蒸汽缓冲罐、原料液储罐、脱酸塔进料预热器、脱酸塔进料冷却器、脱酸塔、洗涤塔、洗涤塔循环冷却器、蒸氨塔、蒸氨塔再沸器、蒸氨塔顶一级冷凝器、一级分相罐、二级冷凝分相器、冷凝液储罐、脱硫设备、氨吸收塔、氨吸收塔循环冷却器、稀氨水罐、氨精馏塔、氨精馏塔再沸器、氨精馏塔进料预热器、氨精馏塔顶冷凝器、液氨回流罐、液氨储罐、氨精馏塔釜液冷却器等构成。
本发明提供的一种煤气化系统液相氨回收与硫脱除工艺过程为：
优选地，所述原料液储罐下部废水通过脱酸塔给料泵后分为三支，第一个分支通过脱酸塔进料冷却器冷却到40℃左右后代替脱盐水通入脱酸塔顶部，以减少脱盐水用量，第二个分支直接通入脱酸塔上部，第三个分支通过脱酸塔进料预热器与脱酸塔塔釜液换热后到100℃左右进入脱酸塔中上部，
优选地，所述脱酸塔上半段为填料形式，下半段为塔盘形式，所述原料液储罐顶部产生的汽相通入脱酸塔下部，
优选地，所述闪蒸汽缓冲罐顶部蒸汽一个分支通入所述脱酸塔下部，新鲜蒸汽直接通入脱酸塔底部，所述脱酸塔操作压力0.55MPag，操作温度60℃～160℃；
优选地，所述脱酸塔塔顶采出气体，主要成分为水蒸汽、硫化氢、二氧化碳以及少量的氨，为防止形成结晶腐蚀设备管道，保持采出气温度在80℃以上，通入所述洗涤塔下部，脱盐水通入所述洗涤塔顶，与洗涤塔中自下而上的气相接触，将气相中的氨洗下来，
优选地，所述洗涤塔附有洗涤塔循环泵从所述洗涤塔下部抽出一部分循环液，经所述洗涤塔循环冷却器冷却后返回所述洗涤塔中。所述洗涤塔顶部出气全部为二氧化碳、极少量硫化氢等不凝气体，符合80m高空排放排放标准；
优选地，所述脱酸塔塔釜液通过所述脱酸塔进料预热器与脱酸塔一股进料换热后进入到所述蒸氨塔上部，所述蒸氨塔为塔盘形式，为了充分回收利用废热，蒸氨塔塔底由闪蒸汽通过蒸氨塔再沸器间接提供热源，所述蒸氨塔操作压力0.2MPag，操作温度为130℃～135℃；所述蒸氨塔上部留有加碱口，通过调节pH值使蒸氨过程中将硫化氢固定在塔釜液中，所述蒸氨塔塔顶采出气主要成分为氨气，含有少量水和极微量的硫化氢，采出气通过所述蒸氨塔顶一级冷凝器冷凝后进入所述一级冷凝分相罐进行汽液分离，所述一级分相罐的汽相进入所述二级冷凝分相器进行冷凝并汽液分离，所述二级冷凝分相器汽相为高浓度氨气，进入所述脱硫设备，所述一级分相罐和所述二级冷凝分相器底部凝液进入到所述冷凝液储罐，所述冷凝液储罐底部凝液通过所述冷凝液泵打回至所述蒸氨塔上部，所述蒸氨塔低出口液相由蒸氨塔釜泵打到系统中回用；
优选地，所述二级冷凝分相器汽相为高浓度氨气，进入所述脱硫设备进行脱硫，所述脱硫设备可脱除羰基硫；
优选地，所述脱硫设备出气成分为纯氨气，通入所述氨吸收塔制氨水；所述氨吸收塔塔顶通入脱盐水，与所述氨吸收塔中自下而上的气相接触，将氨气吸收制成氨水；所述氨吸收塔附有氨吸收塔循环泵，从所述氨吸收塔下部抽出的合格氨水，氨水浓度为10％～20％，一部分返回所述氨吸收塔中部作回流，另一部分进入所述稀氨水罐中；所述稀氨水罐底部的稀氨水由所述高压泵经所述氨精馏塔进料预热器打入所述氨精馏塔中部，所述稀氨水与所述氨精馏塔塔釜液在所述氨精馏塔进料预热器中换热；所述氨精馏塔为塔盘形式，操作压力为1.7MPag，操作温度为40℃～210℃；氨精馏塔塔底由闪蒸汽通过氨精馏塔再沸器间接提供热源，所述氨精馏塔塔顶留有加碱口，通过调节pH值使蒸氨过程中将硫化氢固定在塔釜液中；所述氨精馏塔塔顶采出气经塔顶冷凝器冷凝为液氨后进入所述液氨回流罐；所述液氨回流罐底部液氨由所述液氨泵一部分打回氨精馏塔作为回流，另一部分送至所述液氨储罐。所述氨精馏塔塔底液经所述氨精馏塔进料预热器换热后再进入所述氨精馏塔釜液冷却器冷却至40℃后，返回所述氨吸收塔塔顶作为吸收液循环使用。
使用上述另一种煤气化系统水系统氨回收与硫脱除方法包括以下步骤：(1)脱酸：煤气化系统中产生的含酸、含氨液相，包括灰水、变换凝液以及其他含酸、含氨液相先进入脱酸塔脱除硫化氢、二氧化碳等酸性气和微量的氨；
(2)洗涤：步骤(1)脱除的硫化氢、二氧化碳等酸性气进入洗涤塔，为防止形成结晶腐蚀设备管道，保持采出气温度在80℃以上，将气体中含有的少量氨吸收至液相中，洗涤塔釜液返回原料液储罐，洗涤塔塔顶气符合排放标准70m高空排放；
(3)蒸氨：步骤(1)脱酸塔塔釜液进入到蒸氨塔继续蒸氨，为了充分回收利用废热，塔底由闪蒸汽通过再沸器间接提供热源，蒸氨塔上部留有加碱口，通过调节PH值使蒸氨过程中将硫化氢固定在塔釜液中；
(4)脱硫：步骤(3)蒸氨塔顶采出的浓氨气经过二级冷却分相后，二级冷凝分相器顶部气相去脱硫塔底部，液相返回蒸氨塔；
(5)氨吸收：步骤(4)中浓氨气经过脱羰基硫设备脱硫后，去氨吸收塔底部，氨吸收塔顶部喷淋脱盐水，与氨气接触，塔底氨水由高压泵打入氨精馏塔；
(6)氨精制：步骤(5)中氨吸收塔塔底氨水进入氨精馏塔精制，氨精馏塔塔顶采出的氨经冷凝器冷凝后得到液氨产品，精馏塔塔釜液返回至氨吸收塔顶部，做为吸收液回用。
本发明提供了一种煤气化水系统氨回收与硫脱除方法，本发明在现有的脱酸蒸氨工艺基础上，减少氨累积的同时，有效的解决了氨与硫化合物分离不彻底以及产生结晶腐蚀设备管道的问题和氨产品品质低，产生的废气无法满足排放标准的问题，并有效回收废热、回用灰水，最后将回收的氨脱硫后制成合格的液氨产品。从而达到资源完全回收利用的环保节能要求。
附图说明
图1是煤气化水系统氨回收与硫脱除系统二级分凝的结构示意图。
图2是煤气化水系统氨回收与硫脱除方法洗涤塔脱盐水布水器及多喷头平面示意图。
图3是煤气化水系统氨回收与硫脱除方法多层螺旋缠绕式电伴热示意图。
具体实施方式
为使本发明实施的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行更加详细的描述。在附图中，自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。下面结合附图对本发明的实施例进行详细说明。
在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明保护范围的限制。
如图1所示，煤气化水系统氨回收与硫脱除方法：原料液储罐1、脱酸塔进料冷却器2、脱酸塔进料预热器3、脱酸塔4、洗涤塔5、洗涤塔循环冷却器6、蒸氨塔7、蒸氨塔再沸器8、冷凝液储罐9、脱硫装置10、氨吸收塔11、氨吸收塔循环冷却器12、稀氨水罐13、氨精馏塔14、氨精馏塔进料预热器15、氨精馏塔顶冷凝器16、液氨回流罐17、液氨储罐18、氨精馏塔釜液冷却器19、氨精馏塔再沸器20、蒸氨塔顶一级冷凝器21、一级分相罐22、二级冷凝分相器23、闪蒸汽缓冲罐24。
所述原料液储罐1上部气相出口通过管路与所述脱酸塔4下部连接；所述原料液储罐1下部液相出口通过泵分为三支，第一个分支经过所述脱酸塔进料冷却器2与所述脱酸塔4顶部连接，第二个分支直接与所述脱酸塔4上部连接，第三个分支通过所述脱酸塔进料预热器3与所述脱酸塔4塔釜液换热后与所述脱酸塔4中上部连接；所述闪蒸汽缓冲罐24顶部蒸汽出口分为两个分支，第一个分支与所述脱酸塔4下部连接，另一个分支与蒸氨塔再沸器8蒸汽入口连接；所述脱酸塔4顶部气相出口与所述洗涤塔5下部连接；所述洗涤塔5下部循环液出口通过泵经所述洗涤塔循环冷却器6与洗涤塔5中部连接；所述洗涤塔5下部液相出口通过泵与所述原料液储罐1连接；所述脱酸塔4下部液相出口通过所述脱酸塔进料预热器3与脱酸塔一股进料换热后与所述蒸氨塔7连接；所述蒸氨塔7下部釜液出口经蒸氨塔再沸器8与所述蒸氨塔7下部釜液蒸汽入口连接；所述蒸氨塔再沸器8冷凝液出口与所述原料液储罐1上部连接；所述蒸氨塔7塔顶气相出口经过所述蒸氨塔顶一级冷凝器21与所述一级分相罐22连接；所述一级分相罐22顶部气相出口与所述二级冷凝分相器23连接；所述一级分相罐22底部液相出口与所述冷凝液储罐9连接；所述二级冷凝分相器23底部液相出口与所述冷凝液储罐9连接；所述冷凝液储罐9底部液相出口通过泵与所述蒸氨塔7上部连接；所述二级冷凝分相器23顶部气相出口与所述脱硫装置10入口连接；所述脱硫装置10出口与所述氨吸收塔11塔底连接；所述氨吸收塔11塔底液相出口通过泵经所述氨吸收塔循环冷却器12一股与所述氨吸收塔11下部连接，另一股与所述稀氨水罐13连接；所述稀氨水罐13底部液相出口由泵经所述氨精馏塔进料预热器15与所述氨精馏塔14上部连接；所述氨精馏塔14下部釜液出口经所述氨精馏塔再沸器20与所述氨精馏塔14下部釜液蒸汽入口连接；所述氨精馏塔14底部液相出口经所述氨精馏塔进料预热器15再经所述氨精馏塔釜液冷却器16与所述氨吸收塔11塔顶连接；所述氨精馏塔14塔顶气相出口经所述氨精馏塔顶冷凝器16与所述液氨回流罐17连接；所述液氨回流罐17底部液相出口由泵一股与所述氨精馏塔14上部连接，另一股与所述液氨储罐18连接。
最后需要指出的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制。尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。

Claims (13)

1.一种煤气化水系统氨回收与硫脱除的系统，其特征在于，所述煤气化水系统氨回收与硫脱除系统包括：闪蒸汽缓冲罐、原料液储罐、脱酸塔进料预热器、脱酸塔进料冷却器、脱酸塔、洗涤塔、洗涤塔循环冷却器、蒸氨塔、蒸氨塔再沸器、蒸氨塔顶一级冷凝器、一级分相罐、二级冷凝分相器、冷凝液储罐、脱硫装置、氨吸收塔、氨吸收塔循环冷却器、稀氨水罐、氨精馏塔、氨精馏塔再沸器、氨精馏塔进料预热器、氨精馏塔顶冷凝器、液氨回流罐、液氨储罐和氨精馏塔釜液冷却器，所述闪蒸汽缓冲罐底部液相出口与所述原料液储罐上部连接；所述原料液储罐上部气相出口通过管路与所述脱酸塔下部连接；所述原料液储罐下部液相出口通过泵后分为三支，第一个分支通过所述脱酸塔进料冷却器与所述脱酸塔顶部连接，第二个分支与所述脱酸塔上部连接，第三个分支通过所述脱酸塔进料预热器与脱酸塔塔釜液换热后与所述脱酸塔中上部连接；所述闪蒸汽缓冲罐顶部蒸汽出口分为两个分支，第一个分支与所述脱酸塔下部连接，另一个分支与蒸氨塔再沸器蒸汽入口连接；所述脱酸塔顶部气相出口与所述洗涤塔下部连接；所述洗涤塔下部循环液出口通过泵经所述洗涤塔循环冷却器与洗涤塔中部连接；所述洗涤塔下部液相出口通过泵与所述原料液储罐连接；所述脱酸塔下部液相出口通过所述脱酸塔进料预热器与脱酸塔一股进料换热后与所述蒸氨塔连接；所述蒸氨塔下部釜液出口经再沸器与所述蒸氨塔下部釜液蒸汽入口连接；所述蒸氨塔再沸器冷凝液出口与所述原料液储罐上部连接；所述蒸氨塔塔顶气相出口经过所述蒸氨塔顶一级冷凝器与所述一级分相罐连接；所述一级分相罐顶部气相出口与所述二级冷凝分相器连接；所述一级分相罐底部液相出口与所述冷凝液储罐连接；所述二级冷凝分相器底部液相出口与所述冷凝液储罐连接；所述冷凝液储罐底部液相出口通过泵与所述蒸氨塔上部连接；所述二级冷凝分相器顶部气相出口与所述脱硫装置入口连接；所述脱硫装置出口与所述氨吸收塔塔底连接；所述氨吸收塔塔底液相出口通过泵经所述氨吸收塔循环冷却器一股与所述氨吸收塔下部连接，另一股与所述稀氨水罐连接；所述稀氨水罐底部液相出口由泵经所述氨精馏塔进料预热器与所述氨精馏塔上部连接；所述氨精馏塔下部釜液出口经所述氨精馏塔再沸器与所述氨精馏塔下部釜液蒸汽入口连接；所述氨精馏塔底部液相出口经所述氨精馏塔进料预热器再经所述氨精馏塔釜液冷却器与所述氨吸收塔塔顶连接；所述氨精馏塔塔顶气相出口经所述氨精馏塔顶冷凝器与所述液氨回流罐连接；所述液氨回流罐底部液相出口由泵一股与所述氨精馏塔上部连接，另一股与所述液氨储罐连接。
2.如权利要求1所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的系统，其特征在于，洗涤塔顶部采用脱盐水洗涤，脱盐水进入多喷头布水器进行均匀布水，所述布水器均匀设置20～100个直径8￣25mm的水孔，布水器喷头夹角要求为15～30°。
3.一种使用如权利要求2所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除系统的方法，其特征在于，所述原料液储罐的凝液分三股分别去所述脱酸塔分级气提，对含酸及含氨凝液采用了分级气提，增加了进料凝液与所述脱酸塔内釜液的热交换，并回收了热量。
4.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于，所述脱酸塔顶部缩径增大气速，顶部加强伴热防止铵盐结晶腐蚀，其中伴热考虑采用电伴热、蒸汽伴热中的电伴热，具体为多层螺旋缠绕式电伴热，缠绕层数为2～8层，伴热后温度要求维持80～100℃。
5.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于，采用二级冷凝分相罐同时对一级冷凝液进行冷凝及气液分离，以减少凝液对所述冷凝器设备和管道的腐蚀。
6.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于，经过所述脱酸塔和脱氨塔双塔流程处理后，废水NH3－N≤100ppm；脱酸塔塔顶酸性气体，经洗涤塔处理后含NH3≤20ppmv；氨吸收塔得到的氨水浓度≥20％wt，其中H2S≤10ppm。
7.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述原料液储罐下部液相通过所述脱酸塔给料泵后分为三支，第一个分支通过脱酸塔进料冷却器冷却到40℃左右后通入脱酸塔顶部，第二个分支直接通入脱酸塔上部，第三个分支通过脱酸塔进料预热器与脱酸塔塔釜液换热后到100℃左右进入脱酸塔中上部，所述原料液储罐顶部产生的汽相通入所述脱酸塔下部。
8.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述脱酸塔上段为填料形式，下段为塔盘形式，所述脱酸塔操作压力0.55MPag，操作温度60℃～160℃，所述脱酸塔塔顶采出气温度控制在80℃以上，有效的防止了形成结晶腐蚀设备和管道。
9.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述脱酸塔下半段引入一股灰水闪蒸系统的闪蒸汽，合理安排进料位置，充分利用闪蒸汽热源，减少了新鲜蒸汽使用量。
10.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述洗涤塔顶部出气为二氧化碳、极微量硫化氢等气体，符合80m高空排放排放标准。
11.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述蒸氨塔塔底利用灰水闪蒸系统的闪蒸汽通过再沸器间接提供热源，以充分回收废热，所述蒸氨塔操作压力0.2MPag～0.4MPag，操作温度为130℃～155℃，所述蒸氨塔上部留有加碱口，在蒸氨过程中将硫化氢固定在塔釜液中。
12.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述脱硫设备可同时脱除硫化氢以及羰基硫。
13.如权利要求3所述的煤气化水系统氨回收与硫脱除的方法，其特征在于：所述氨精馏塔为塔盘形式，所述氨精馏塔操作压力为1.5MPag～2.0MPag，操作温度为40℃～260℃，所述氨精馏塔塔顶留有加碱口，在蒸氨过程中将硫化氢固定在塔釜液中。
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