公布日：2022.08.16
申請日：2022.06.10
分類號：C02F1/10(2006.01)I;C02F101/10(2006.01)N;C02F101/16(2006.01)N
摘要
一種焦化廢水蒸氨治理裝置，涉及化工生產(chǎn)領域，為了解決統(tǒng)的蒸氨汽提塔一般采用全脫的工藝路線，此類蒸氨工藝存在制取的氨水濃度低、H2S含量高，塔釜液氨含量超標的問題，本發(fā)明通過汽提塔、再沸器、進料冷卻器、酸性分離器、凈化水泵、分凝液冷卻器，汽提塔頂端連接酸性分離器，所述汽提塔中部通過一級預熱器連接一級分凝器，所述汽提塔底部一端通過凈化水泵連接至二級預熱器，另一端通過再沸器連接回汽提塔底部，本發(fā)明，徹底解決傳統(tǒng)工藝氨水濃度低、H2S含量高，塔釜液氨含量超標等問題，增加二級冷進料系統(tǒng)避免了氨氣資源的損失浪費以及造成的環(huán)保問題。
權利要求書
1.一種焦化廢水蒸氨治理裝置，包括原料水罐(1)、原料水泵(2)、汽提塔(3)、再沸器(4)、進料冷卻器(5)、酸性分離器(6)、凈化水泵(7)、二級預熱器(8)、一級預熱器(9)、一級分凝器(10)、二級冷凝器(11)、二級分凝器(12)、三級冷凝器(13)、三級分凝器(14)、分凝液冷卻器(15)；其特征在于：所述原料水罐(1)底部通過原料水泵(2)分為兩路，一路經(jīng)過進料冷卻器(5)連接汽提塔(3)中上部，另一路依次通過一級預熱器(9)、二級預熱器(8)連接至汽提塔(3)中部；所述汽提塔(3)頂端連接酸性分離器(6)，所述汽提塔(3)中部通過一級預熱器(9)連接一級分凝器(10)，所述汽提塔(3)底部一端通過凈化水泵(7)連接至二級預熱器(8)，另一端通過再沸器(4)連接回汽提塔(3)底部；所述酸性分離器(6)底端連接原料水罐(1)中部；所述一級分凝器(10)頂部通過二級冷凝器(11)連接二級分凝器(12)中部，所述二級分凝器(12)頂部通過三級冷凝器(13)連接三級分凝器(14)；所述一級分凝器(10)底部、二級分凝器(12)底部經(jīng)過分凝液冷卻器(15)后與三級分凝器(14)底部一通連接至原料水罐(1)中部。
2.如權利要求1所述的一種焦化廢水蒸氨治理裝置，其特征在于：低壓蒸汽經(jīng)過酸性分離器(6)排出蒸汽凝液。
3.一種焦化廢水蒸氨治理的工藝方法，其特征在于：包括以下步驟：第一步：經(jīng)過預處理的剩余氨水首先進入原料水罐(1)，經(jīng)原料水泵(2)增壓到1.5±0.2mpaG后，分為兩路進入汽提塔(3)，一路作為冷進料經(jīng)進料冷卻器(5)冷卻到30-45℃從汽提塔(3)的中上部進入，另一路作為熱進料先與側線氣通過一級預熱器(9)進行一次換熱，再與塔釜液通過二級預熱器(8)進行二次換熱，熱進料被加熱到120-150℃，然后進入汽提塔(3)的中上部進行汽提；第二步：經(jīng)過汽提后的剩余氨水，酸性氣從汽提塔(3)頂部排出，溫度約40-80℃，酸性氣含量≥98％，主要成分為二氧化碳和硫化氫，氨氣含量≤500ppm，然后進入酸性氣分凝器(6)氣液分離，酸性氣分凝器(6)設置酸性氣加熱系統(tǒng)，內將酸性氣加熱到100-120℃，防止酸性氣在運輸過程中冷卻形成銨鹽結晶堵塞管道，分離的液相返回原料水罐(1)；第三步：在汽提塔(3)中部的氨氣富集區(qū)，將含氨蒸汽從汽提塔(3)的側線抽出，溫度140-155℃，氨含量10-20％，從側線采出的含氨蒸汽分別經(jīng)過一級預熱器(9)冷卻到120-130℃、二級冷凝器(11)冷卻到90-100℃、三級冷凝器(13)冷卻到40-50℃，然后在一級分凝器(10)、二級分凝器(12)、三級分凝器(13)進行氣液分離，一二級分凝的液相經(jīng)過分凝液冷卻器(15)冷卻到40-50℃后，與經(jīng)過三級分凝的液相混合，然后重新回到原料水罐(1)，從三級分凝器(13)分離的純氨氣引出裝置，所述純氨氣的濃度NH3≥98％；第四步：汽提塔(3)底部由再沸器(4)間接加熱；第五步：為進一步降低塔頂酸性氣的含氨量，汽提塔(3)塔頂引入一股脫鹽水作為二級冷進料來吸收氨氣，脫鹽水溫度約25-40℃；第六步：通過控制汽提塔(3)的塔頂酸性氣的排出量，將汽提塔(3)塔頂壓力維持在0.5-0.6mPaG,通過控制塔釜再沸器(4)蒸汽量，將塔釜溫度控制在163±5℃，通過控制側線含氨蒸汽采出量，使塔釜液中的NH3含量≤200mg/L。
4.如權利要求3所述的一種焦化廢水蒸氨治理的工藝方法，其特征在于：所述酸性氣加熱系統(tǒng)包括立式氣液分離器，所述立式氣液分離器內部設置低壓蒸氣加熱盤管。
5.如權利要求3所述的一種焦化廢水蒸氨治理的工藝方法，其特征在于：所述塔釜液包括脫除掉酸性氣和氨氣的廢水，其中H2S＜30mg/L、NH3＜100mg/L。
發(fā)明內容
為了解決統(tǒng)的蒸氨汽提塔一般采用全脫的工藝路線，此類蒸氨工藝存在制取的氨水濃度低、H2S含量高，塔釜液氨含量超標的問題。
本發(fā)明公開一種焦化廢水蒸氨治理裝置，包括原料水罐、原料水泵、汽提塔、再沸器、進料冷卻器、酸性分離器、凈化水泵、二級預熱器、一級預熱器、一級分凝器、二級冷凝器、二級分凝器、三級冷凝器、三級分凝器、分凝液冷卻器；
所述原料水罐底部通過原料水泵分為兩路，一路經(jīng)過進料冷卻器連接汽提塔中上部，另一路依次通過一級預熱器、二級預熱器連接至汽提塔中部；
所述汽提塔頂端連接酸性分離器，所述汽提塔中部通過一級預熱器連接一級分凝器，所述汽提塔底部一端通過凈化水泵連接至二級預熱器，另一端通過再沸器連接回汽提塔底部；
所述酸性分離器底端連接原料水罐中部；
所述一級分凝器頂部通過二級冷凝器連接二級分凝器中部，所述二級分凝器頂部通過三級冷凝器連接三級分凝器；
所述一級分凝器底部、二級分凝器底部經(jīng)過分凝液冷卻器后與三級分凝器底部一通連接至原料水罐中部。
低壓蒸汽經(jīng)過酸性分離器排出蒸汽凝液。
一種焦化廢水蒸氨治理的工藝方法，包括以下步驟：
第一步：經(jīng)過預處理的剩余氨水首先進入原料水罐，經(jīng)原料水泵增壓到1.5±0.2mpaG后，分為兩路進入汽提塔，一路作為冷進料經(jīng)進料冷卻器冷卻到30-45℃從汽提塔的中上部進入，另一路作為熱進料先與側線氣通過一級預熱器進行一次換熱，再與塔釜液通過二級預熱器進行二次換熱，熱進料被加熱到120-150℃，然后進入汽提塔的中上部進行汽提；
第二步：經(jīng)過汽提后的剩余氨水，酸性氣從汽提塔頂部排出，溫度約40-80℃，酸性氣含量≥98％，主要成分為二氧化碳和硫化氫，氨氣含量≤500ppm，然后進入酸性氣分凝器氣液分離，酸性氣分凝器設置酸性氣加熱系統(tǒng)，內將酸性氣加熱到100-120℃，防止酸性氣在運輸過程中冷卻形成銨鹽結晶堵塞管道，分離的液相返回原料水罐；
第三步：在汽提塔中部的氨氣富集區(qū)，將含氨蒸汽從汽提塔的側線抽出，溫度140-155℃，氨含量10-20％，從側線采出的含氨蒸汽分別經(jīng)過一級預熱器冷卻到120-130攝氏度、二級冷凝器冷卻到90-100℃、三級冷凝器冷卻到40-50℃，然后在一級分凝器、二級分凝器、三級分凝器進行氣液分離，一二級分凝的液相經(jīng)過分凝液冷卻器冷卻到40-50℃后，與經(jīng)過三級分凝的液相混合，然后重新回到原料水罐，從三級分凝器分離的純氨氣引出裝置，所述純氨氣的濃度NH3≥98％；
第四步：汽提塔底部由再沸器間接加熱；
第五步：為進一步降低塔頂酸性氣的含氨量，汽提塔塔頂引入一股脫鹽水作為二級冷進料來吸收氨氣，脫鹽水溫度約25-40℃；
第六步：通過控制汽提塔的塔頂酸性氣的排出量，將汽提塔塔頂壓力維持在0.5-0.6mPaG,通過控制塔釜再沸器蒸汽量，將塔釜溫度控制在163±5℃，通過控制側線含氨蒸汽采出量，使塔釜液中的NH3含量≤200mg/L。
所述酸性氣加熱系統(tǒng)包括立式氣液分離器，所述立式氣液分離器內部設置低壓蒸氣加熱盤管。
所述塔釜液包括脫除掉酸性氣和氨氣的廢水，其中H2S＜30mg/L、NH3＜100mg/L。
本發(fā)明優(yōu)點：
使用本發(fā)明，采用單塔汽提、側線抽出的工藝，徹底解決傳統(tǒng)工藝氨水濃度低、H2S含量高，塔釜液氨含量超標等問題，增加二級冷進料系統(tǒng)避免了氨氣資源的損失浪費以及造成的環(huán)保問題，增加側線汽提塔，汽提塔中部設置多個氣相出口，根據(jù)不同的物料組分或工藝要求，可以選擇不同的含氨蒸氣側線采出口。
（發(fā)明人：馮文虎;徐哲;趙桂周）
