阅读说明：本技术 一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺及装置 (Process and device for extracting strong ammonia water from ammonia distillation system adopted in coking plant ) 是由 赵成书 于 2020-08-13 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺及装置。其特征在于,在蒸氨氨解工艺中的蒸氨塔之前增加一台分解器,在分缩器后拆除氨分解炉、尾气冷却塔和冷却塔循环泵,采用汽液分离器、冷凝冷却器、浓氨水槽和浓氨水泵替代,将蒸馏后氨含量为8-10%氨水提取成氨含量为18-20%的浓氨水。本发明的有益效果是:1.减轻氨水介质对化产蒸氨系统所涉及的设备、管道的腐蚀。2.提高氨法脱硫过程中废气排放标准,改善了周边环境。3.降低生产原料的资金投入和维修运营成本。4.本发明除了应用在电厂锅炉脱硫工艺中,还可应用在厂里焦炉尾气、管式炉尾气、锅炉尾气的脱硫脱硝工艺中,具有很大的经济效益和社会效益。(The invention discloses a process and a device for extracting strong ammonia water from an ammonia distillation system in a coking plant. The method is characterized in that a decomposer is added in front of an ammonia still in the ammonia still ammonolysis process, an ammonia decomposition furnace, a tail gas cooling tower and a cooling tower circulating pump are removed after a dephlegmator, a vapor-liquid separator, a condensation cooler, a concentrated ammonia water tank and a concentrated ammonia water pump are adopted for replacing, and the distilled ammonia water with the ammonia content of 8-10% is extracted into the concentrated ammonia water with the ammonia content of 18-20%. The invention has the beneficial effects that 1, the corrosion of the ammonia water medium to the equipment and the pipeline related to the chemical product ammonia distillation system is reduced. 2. The exhaust emission standard in the ammonia desulphurization process is improved, and the surrounding environment is improved. 3. The capital investment of production raw materials and the maintenance and operation cost are reduced. 4. The invention can be applied to the desulfurization and denitration process of factory coke oven tail gas, tubular furnace tail gas and boiler tail gas besides the desulfurization process of the power plant boiler, and has great economic and social benefits.)

一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺及装置

技术领域

本发明涉及焦化厂浓氨水提取的领域，具体涉及一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺及装置。

技术背景

焦化厂的锅炉要求上脱硫系统，现有的脱硫工艺有多种，其中之一就是氨法脱硫，这种氨法脱硫工艺需要用大量的浓度较高的氨水。现有设计的化产蒸氮工段工艺采用蒸氨氨分解，即：将蒸馏后氨含量为8-10%氨水送氨分解炉进行燃烧分解，分解后的废气进入冷却塔降温后放空，这种传统的蒸氨氨解工艺在投产后很快便出现了诸多问题。

第一、由于介质的腐蚀性太强，导致各设备、管道、变送器、阀门等严重腐蚀，维修、更换特别频繁，运行成本逐年增高，给公司的正常运营带来很大的压力。

第二、氨汽燃烧分解不充分，废气排放不达标，造成现场及周边的气味很重，环境特差，同时，也不符合环保部门对化工生产的环境要求。

第三、蒸馏后氨含量为8-10%氨水进行燃烧分解，不仅污染环境，而且无形之中形成对于氨水资源的浪费，现有市场上氨含量为18-20%的浓氨水用于脱硫，是一种紧缺的化工产品。

发明内容

本发明就是为了解决上述存在的诸多问题，利用原有蒸氨氨分解工艺中的大部分设备，进行工艺改造，将蒸馏后氨含量为8-10%氨水提取成氨含量为18-20%的浓氨水。

为了实现上述目的，本发明采用的技术方案是：一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺，其特征在于，温度为25-30℃的原料氨水经过换热器后，原料氨水的温度升至60-70℃，再经过加热器后，原料氨水的温度升至80-90℃，进入分解器，通过分解器底部的加热机构再加热，原料氨水中的H₂S和CO₂析出，并将原料氨水送入到蒸氨塔进行蒸氨，蒸出的氨汽和大量的水蒸汽从蒸氨塔顶进入分缩器，经分缩器降温，将大部分水蒸汽冷凝下来回蒸氨塔，氨浓度高的汽相进入汽液分离器，再进一步分离，将汽相中的水蒸汽尽可能多的冷凝下来的回流液返回蒸氨塔复蒸，汽相进入冷凝冷却器形成氨含量为18-20%的浓氨水，进入浓氨水槽，供用户使用。

分解器底部的温度为92-100℃，分缩器出口的氨气温度为88-92℃，冷凝冷却器出口的浓氨水温度为30-35℃，

蒸氨塔顶部的温度为100-102℃，蒸氨塔底部的温度为100-103℃，蒸氨塔顶部的压力≦0.25㎏/㎠，蒸氨塔底部的压力≦0.35㎏/㎠，蒸氨塔塔顶的氨气含氨量为5-8%，蒸氨效率为97-99%，直接汽耗量为160-200㎏/㎥的原料氨水。

所述的原料氨水是经过干馏工段、冷凝工段、脱硫工段、洗氨工段制备而成。

所述的干馏工段，是将含氨的精煤，在焦炉里进行干馏后，氨和其他杂质从煤里析出，大部分的氨和其他杂质进入煤气中，形成氨含量为5-6g/㎥的煤气，少部分的氨进入循环氨水，循环氨水量不断增加形成氨含量为0.6-0.8%的剩余氨水，剩余氨水通过冷凝工段后直接送到洗氨工段。

所述的冷凝工段，是将氨含量为5-6g/㎥的煤气经过冷凝冷却器后脱萘，冷却后的煤气温度为20-30℃。

所述的脱硫工段，是将冷凝工段后的煤气采用PDS脱硫法进行脱硫，去除煤气中的硫化氢。

所述的洗氨工段，是将脱硫工段后的煤气进入洗氨塔，利用氨含量为0.01-0.03%的蒸氨废水、氨含量为0.6-0.8%的剩余氨水和工业用水进行洗涤，形成氨含为0.5-1.0%的原料氨水。

一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取装置,包括原料氨水槽、换热器、加热器、蒸氨塔，其特征在于，在蒸氨氨解工艺中的蒸氨塔之前增加一台分解器，在分缩器后拆除氨分解炉、尾气冷却塔和冷却塔循环泵，采用汽液分离器、冷凝冷却器、浓氨水槽和浓氨水泵替代，所述原料氨水槽的进口端连接洗氨工段的出口端，原料氨水槽的出口端与换热器的第一进口端之间设有原料泵连接，换热器的第二出口端与蒸氨塔底部的第一出口端相连接，换热器的第一出口端为蒸氨废水出口端，换热器的第二出口端与加热器的第一进口端相连接， 加热器的第二进口端为蒸汽进口端，加热器第一出口端为冷凝水出口端，加热器第二出口端与分解器的第一进口端连接，分解器的第二进口端为原料氨水进口端，分解器顶部的第一出口端为汽态逸出口端，分解器底部的第三进口端为蒸汽进口端，分解器底部的第二出口端为冷凝水出口端，分解器底部的第三出口端与蒸氨塔的第一进口端连接，蒸氨塔底部的第一出口端为蒸氨废水出口端，蒸氨塔底部的第二进口端为蒸汽进口端，蒸氨塔的第三进口端与汽液分离器的第一出口端相连接，蒸氨塔的顶部连接分缩器，分缩器的第一进口端为循环冷却水进口端，分缩器的第一出口端为循环冷却水出口端，分缩器的第二出口端与汽液分离器的第一进口端相连接，汽液分离器的第一出口端为回流液出口端，汽液分离器的第二出口端与冷凝冷却器的第一进口端相连接，冷凝冷却器的第二进口端为循环冷却水进口端，冷凝冷却器的第一出口端为循环冷却水进口端，冷凝冷却器的第二出口端，与浓氨水槽的进口端相连接，浓氨水槽的出口端连接浓氨水泵。

与现有技术相比，本发明的有益效果：

1.减轻氨水介质对化产蒸氨系统所涉及的设备、管道的腐蚀。

2.提高氨法脱硫过程中废气排放标准，改善了周边环境。

3.降低生产原料的资金投入和维修运营成本。

4.本发明除了应用在电厂锅炉脱硫工艺中，还可应用在厂里焦炉尾气、管式炉尾气、锅炉尾气的脱硫脱硝工艺中，具有很大的经济效益和社会效益。

附图说明

图1为本发明所述的一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺流程及装置结构示意图；

图2为本发明所述的浓氨水制备流程示意图；

图3为本发明所述的蒸氨氨解工艺流程及装置结构示意图；

图中：1原料氨水槽，2换热器，3加热器，4蒸氨塔，5分缩器，6氨分解炉，7尾气冷却塔，8冷却塔循环泵，9原料泵，10分解器，11汽液分离器，12冷凝冷却器，13浓氨水槽，14浓氨水泵。

具体实施方式

下面结合附图说明对本发明的具体实施方式做进一步说明：

如附图1所示，一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取工艺，其特征在于，温度为25-30℃的原料氨水经过换热器2后，原料氨水的温度升至60-70℃，再经过加热器3后，原料氨水的温度升至80-90℃，进入分解器10，通过分解器10底部的加热机构再加热，原料氨水中的H₂S和CO₂析出，并将原料氨水送入到蒸氨塔4进行蒸氨，蒸出的氨汽和大量的水蒸汽从蒸氨塔4顶进入分缩器5，经分缩器5降温，将大部分水蒸汽冷凝下来回蒸氨塔4，氨浓度高的汽相进入汽液分离器11，再进一步分离，将汽相中的水蒸汽尽可能多的冷凝下来的回流液返回蒸氨塔4复蒸，汽相进入冷凝冷却器12形成氨含量为18-20%的浓氨水，进入浓氨水槽13，供用户使用。

分解器10底部的温度为92-100℃，分缩器5出口的氨气温度为88-92℃，冷凝冷却器12出口的浓氨水温度为30-35℃，

蒸氨塔4顶部的温度为100-102℃，蒸氨塔4底部的温度为100-103℃，蒸氨塔4顶部的压力≦0.25㎏/㎠，蒸氨塔4底部的压力≦0.35㎏/㎠，蒸氨塔4塔顶的氨气含氨量为5-8%，蒸氨效率为97-99%，直接汽耗量为160-200㎏/㎥的原料氨水。

如附图2所示所述的原料氨水是经过干馏工段、冷凝工段、脱硫工段、洗氨工段制备而成。

所述的干馏工段，是将含氨的精煤，在焦炉里进行干馏后，氨和其他杂质从煤里析出，大部分的氨和其他杂质进入煤气中，形成氨含量为5-6g/㎥的煤气，少部分的氨进入循环氨水，循环氨水量不断增加形成氨含量为0.6-0.8%的剩余氨水，剩余氨水通过冷凝工段后直接送到洗氨工段。

所述的冷凝工段，是将氨含量为5-6g/㎥的煤气经过冷凝冷却器后脱萘，冷却后的煤气温度为20-30℃。

所述的脱硫工段，是将冷凝工段后的煤气采用PDS脱硫法进行脱硫，去除煤气中的硫化氢。

所述的洗氨工段，是将脱硫工段后的煤气进入洗氨塔，利用氨含量为0.01-0.03%的蒸氨废水、氨含量为0.6-0.8%的剩余氨水和工业用水进行洗涤，形成氨含为0.5-1.0%的原料氨水。

如附图1和3所示，一种焦化厂采用蒸氨系统浓氨水的提取装置,包括原料氨水槽1、换热器2、加热器3、蒸氨塔4，其特征在于，在蒸氨氨解工艺中的蒸氨塔4之前增加一台分解器10，在分缩器5后拆除氨分解炉6、尾气冷却塔7和冷却塔循环泵8，采用汽液分离器11、冷凝冷却器12、浓氨水槽13和浓氨水泵14替代，所述原料氨水槽1的进口端连接洗氨工段的出口端，原料氨水槽1的出口端与换热器2的第一进口端之间设有原料泵9连接，换热器2的第二出口端与蒸氨塔4底部的第一出口端相连接，换热器2的第一出口端为蒸氨废水出口端，换热器2的第二出口端与加热器3的第一进口端相连接， 加热器3的第二进口端为蒸汽进口端，加热器3第一出口端为冷凝水出口端，加热器3第二出口端与分解器10的第一进口端连接，分解器10的第二进口端为原料氨水进口端，分解器10顶部的第一出口端为汽态逸出口端，分解器10底部的第三进口端为蒸汽进口端，分解器10底部的第二出口端为冷凝水出口端，分解器10底部的第三出口端与蒸氨塔4的第一进口端连接，蒸氨塔4底部的第一出口端为蒸氨废水出口端，蒸氨塔4底部的第二进口端为蒸汽进口端，蒸氨塔4的第三进口端与汽液分离器11的第一出口端相连接，蒸氨塔4的顶部连接分缩器5，分缩器5的第一进口端为循环冷却水进口端，分缩器5的第一出口端为循环冷却水出口端，分缩器5的第二出口端与汽液分离器11的第一进口端相连接，汽液分离器11的第一出口端为回流液出口端，汽液分离器11的第二出口端与冷凝冷却器12的第一进口端相连接，冷凝冷却器12的第二进口端为循环冷却水进口端，冷凝冷却器12的第一出口端为循环冷却水进口端，冷凝冷却器12的第二出口端，与浓氨水槽13的进口端相连接，浓氨水槽13的出口端连接浓氨水泵14。