本發(fā)明屬于氨回收領域，具體涉及一種煤化工含氨凝液氨回收裝置及方法。

背景技術：

1、煤化工廠變換工段，粗煤氣在冷凝和洗滌過程中會產(chǎn)生一股壓力為3.5～8.0mpa（g），溫度為35～65℃，含有nh3、co2、h2s、co和h2的變換冷凝液。目前多數(shù)企業(yè)采用全吹脫汽提法處理此股凝液，汽提后的酸性氣送酸性氣火炬系統(tǒng)，汽提后的塔釜液回用氣化裝置。由于汽提氣含氨率和含水率較高，不僅導致寶貴的氨資源沒有回收，還經(jīng)常冒白煙，經(jīng)火炬燃燒存在一定環(huán)保風險。由于變換工藝的不同，此股凝液的氨含量一般在500～4000mg/l，凝液中雜質(zhì)較多，想要回收高濃度、高純度的氨，采用汽提法直接處理此股凝液設備大、投資多、能耗高，氨的回收價值較低。

技術實現(xiàn)思路

1、本發(fā)明的目的是提供一種煤化工含氨凝液環(huán)保節(jié)能氨回收裝置及方法，含氨凝液先經(jīng)過一級汽提塔對含氨凝液進行濃縮，減少二級汽提塔的處理能力，同時對進入二級汽提塔的原料濃度進行調(diào)節(jié)，保證最佳進料濃度，在降低投資、減少能耗的同時，回收了高品質(zhì)的濃氨水和元素硫，解決了酸性氣火炬帶氨帶水的環(huán)保隱患。

2、本發(fā)明的技術方案是：一種煤化工含氨凝液環(huán)保節(jié)能氨回收裝置，其特征在于，包括一級汽提塔進料預熱器、一級汽提塔、1#凝液增壓泵、汽提氣冷卻器、汽提氣洗滌塔、酸性氣換熱器、含氨凝液罐、含氨凝液增壓泵、進料冷卻器、一級進料預熱器、二級進料預熱器、二級汽提塔、2#凝液增壓泵、分凝液罐、分凝液增壓泵、多級冷凝單元、氨氣精制單元、氨水制備單元；

3、界外含氨凝液通過管線分為兩路，一路通過一級汽提塔進料預熱器通入一級汽提塔第一層塔板上方，另一路通過調(diào)節(jié)閥fv1通入含氨凝液罐上部；

4、界外低壓蒸汽通過管線通入一級汽提塔最后一層塔板下方，氣化來的高閃氣通過管線通入一級汽提塔中部塔板，一級汽提塔底部通過1#凝液增壓泵連接界外凈化水管線，一級汽提塔頂部通過一級汽提塔進料預熱器連接酸性氣換熱器，再通過酸性氣換熱器連接汽提氣冷卻器，汽提氣冷卻器再通過管線連接汽提氣洗滌塔下部；

5、界外除鹽水通過管線通入汽提氣洗滌塔上部，汽提氣洗滌塔底部通過管線連接含氨凝液罐上部，汽提氣洗滌塔頂部連接酸性氣換熱器入口管線，酸性氣換熱器出口管線連接界外酸性氣去硫回收裝置；

6、含氨凝液罐底部通過含氨凝液增壓泵后分為兩路，一路通過進料冷卻器連接二級汽提塔上部兩段填料中間，另一路分別通過一級進料預熱器和二級進料預熱器后，連接二級汽提塔的第一層塔板上方；

7、二級汽提塔頂部連接酸性氣換熱器入口管線，二級汽提塔中部連接一級進料預熱器入口，二級汽提塔底部通過2#凝液增壓泵連接二級進料預熱器進口，二級進料預熱器出口連接至界外凈化水管線；

8、一級進料預熱器出口分別通過多級冷凝單元、氨氣精制單元、氨水制備單元連接界外氨水管線；其中多級冷凝單元連接分凝液罐上部，氨氣精制單元連接分凝液罐上部，分凝液罐底部通過分凝液泵連接一級進料預熱器熱進料管線。

9、進一步地，界外氮氣通過調(diào)節(jié)閥pv1通入含氨凝液罐上部；含氨凝液罐頂部通過調(diào)節(jié)閥pv2連接火炬系統(tǒng)；界外蒸汽連接二級汽提塔下部；界外除鹽水連接二級汽提塔上部。

10、進一步地，一級汽提塔采用板式塔，塔壓0.15～0.35mpa（g），溫度125～150℃。

11、進一步地，汽提氣洗滌塔采用填料塔，塔壓0.1～0.15mpa（g），塔頂溫度40～50℃，塔底溫度70～80℃。

12、進一步地，二級汽提塔下部設有塔板，上部設有兩段填料，塔壓0.5～0.6mpa（g），塔頂溫度45～65℃，塔底溫度160～165℃。

13、一種煤化工含氨凝液環(huán)保節(jié)能氨回收裝置，包括以下步驟：

14、第一步、進料濃度調(diào)節(jié)

15、從進入一級汽提塔進料預熱器前的含氨凝液管線，引入一股氨濃度較低的凝液，直接進入含氨凝液罐，與汽提氣洗滌塔塔底來的稀氨水進行混合，使二級汽提塔達到最佳的進料濃度0.8～2wt%；

16、第二步、安全排放氮封

17、在含氨凝液罐上部通入一股氮氣，含氨凝液罐頂部通過管線接入火炬系統(tǒng)，pic-01將含氨凝液罐的壓力控制在80～100kpa（g），壓力低于該值時，通過pv1補充氮氣，壓力高至150～200kpa（g），通過pv2放空，壓力降低后，關閉放空閥；

18、第三步、一級汽提

19、含氨凝液經(jīng)一級汽提塔進料預熱器與一級汽提塔塔頂高溫氨蒸汽換熱后進入一級汽提塔頂部第一層塔板，0.4～0.6mpa（g）的低壓蒸汽從最后一層塔板下方進入，氣化來的0.5～1.0mpa（g）高閃氣從中部塔板進入，含氨凝液與上升的蒸汽在塔板上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，含氨凝液中的nh3、co2、h2s、co、h2和部分水蒸氣被汽提出來從塔頂離開，進入酸性氣換熱器進行換熱后，進入汽提氣冷卻器冷凝，氨含量在3～4wt%，塔底合格的凈化水從塔底離開，氨含量＜100mg/l；

20、第四步、汽提氣洗滌

21、被汽提氣冷卻器冷凝到70～80℃的汽提氣從汽提氣洗滌塔的下部進入，35～40℃的除鹽水從汽提氣洗滌塔填料上部進入，汽提氣中的氣相nh3與從塔頂進入的除鹽水在填料上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，氣相中的nh3被充分洗滌吸收，酸性不凝氣從塔頂離開，含氨凝液從塔底離開；

22、第五步、二級汽提

23、75～85%的含氨凝液作為熱進料，與從分凝液罐來的高濃度含硫氨液混合，經(jīng)一級進料預熱器、二級進料預熱器加熱后，形成加熱蒸汽，從二級汽提塔第一層塔板上方進入二級汽提塔；

24、15～25%的含氨凝液作為冷進料，經(jīng)冷卻后從二級汽提塔上部的兩段填料之間進入二級汽提塔，1.0～2.0mpa（g）低壓蒸汽從二級汽提塔最后一層塔板下方進入二級汽提塔；含氨凝液與加熱蒸汽在塔板上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，凝液中的nh3、co2、h2s和部分水蒸氣被汽提出來，進入二級汽提塔的上部，氣相中的nh3和水蒸氣被冷進料進行第一次洗滌吸收，酸性氣進一步向塔頂移動；

25、從二級汽提塔塔頂通入一股35～40℃的脫鹽水，對酸性氣中的nh3進行第二次洗滌吸收，經(jīng)過凈化脫除掉氨氣的酸性氣從塔頂引出；從二級汽提塔的中部，將富氨氣采出；經(jīng)汽提合格的凈化水從塔底引出；

26、第六步，酸性氣過熱

27、汽提氣洗滌塔頂部與二級汽提塔頂部的酸性氣在管道混合后，進入酸性氣換熱器，與一級汽提塔進料預熱器來的120～130℃汽提氣進行換熱，自身溫度升高到90～110℃后，排往硫回收裝置回收酸性氣中的硫元素；

28、第七步，從二級汽提塔中部采出的富氨氣，經(jīng)過多級冷凝單元得到粗氨氣，再經(jīng)過氨氣精制單元得到高純度氨氣，然后進入氨水制備單元制成高品質(zhì)的濃氨水送出裝置，其中在多級冷凝單元和氨氣精制單元分離出的含氨凝液在分凝液罐混合后，氨濃度在15%～25%，經(jīng)分凝液泵增壓后接入一級進料預熱器前的熱進料管線重新進入二級汽提塔汽提。

29、本發(fā)明具有以下有益效果

30、（1）壓力為3.5～8.0mpa（g）的含氨凝液經(jīng)過調(diào)節(jié)閥fv1泄壓后進入含氨凝液罐時，會揮發(fā)出一定的不凝氣；在含氨凝液罐上部通入一股氮氣，含氨凝液罐頂部通過管線接入火炬系統(tǒng)，pic1將含氨凝液罐的壓力控制在80～100kpa（g），壓力低于該值時，通過pv1補充氮氣，壓力高至150～200kpa（g），通過pv2放空，壓力降低后，關閉放空閥；本發(fā)明通過安全排放氮封將含氨凝液揮發(fā)的不凝氣排放至火炬系統(tǒng)，解決就地排放帶來的安全環(huán)保問題。

31、（2）一級汽提塔采用板式塔，塔壓0.15～0.35mpa（g），溫度125～150℃，含氨凝液經(jīng)進料預熱器與塔頂高溫氨蒸汽換熱后進入一級汽提塔頂部第一層塔板上方，0.4～0.6mpa（g）的低壓蒸汽從最后一層塔板下方進入，氣化來的0.5～1.0mpa（g）高閃氣從中部塔板進入，含氨凝液與上升的蒸汽在塔板上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，含氨凝液中的nh3、co2、h2s、co、h2和部分水蒸氣被汽提出來從塔頂離開，氨含量在3～4wt%，塔底合格的凈化水從塔底離開，氨含量＜100mg/l；本發(fā)明將氨含量較低的凝液進行一級汽提，高閃氣作為主要熱源，低壓蒸汽作為補充熱源，由于高閃氣中含有部分氨氣和不凝氣，高閃氣從中部塔板進入一級汽提塔，保證回用氣化的凝液氨含量達標，塔頂?shù)玫綕舛容^高的含nh3蒸汽，經(jīng)一級汽提塔進料預熱器冷凝后進入下一個工序處理；本發(fā)明利用高閃氣作為主要熱源，使高閃氣得到治理，大大減少了高品質(zhì)蒸汽的消耗，還大大減小了后續(xù)系統(tǒng)的處理能力。

32、（3）汽提氣洗滌塔采用填料塔，塔壓0.1～0.15mpa（g），塔頂溫度40～50℃，塔底溫度70～80℃，被汽提氣冷卻器冷凝到70～80℃的汽提氣從汽提氣洗滌塔的下部進入，35～40℃的除鹽水從填料上部進入，汽提氣中大部分的nh3在冷凝過程中進入液相，進入填料的氣相主要是co2、h2s、co、h2和少量的nh3，與從塔頂進入的除鹽水在填料上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，氣相中的nh3被充分洗滌吸收，酸性不凝氣從塔頂離開，含氨凝液從塔底離開；本發(fā)明通過控制除鹽水流量將酸性氣中的氨含量降低至200ppm以下，酸性氣中的水含量降低至2%以下，達到進入硫回收裝置的要求，塔底凝液氨含量在2.5～3.5wt%，含氨凝液被濃縮。

33、（4）汽提氣洗滌塔頂部與二級汽提塔頂部的酸性氣在管道混合后，進入酸性氣換熱器，與一級汽提塔進料預熱器來的汽提氣（120～130℃）進行換熱，自身溫度升高到90～110℃后，排往硫回收裝置回收酸性氣中的硫元素；本發(fā)明將高溫汽提氣與酸性氣進行換熱，既節(jié)省了加熱蒸汽和循環(huán)冷卻水，酸性氣過熱也避免了在管道傳輸過程中冷凝而形成銨鹽結晶堵塞管道。

34、（5）二級汽提塔下部設有塔板，上部設有兩段填料，塔壓0.5～0.6mpa（g），塔頂溫度45～65℃，塔底溫度160～165℃，約75～85%的含氨凝液作為熱進料，與從分凝液罐來的高濃度含硫氨液混合，經(jīng)兩級進料預熱器加熱后，從第一層塔板上方進入二級汽提，剩余的約15～25%的含氨凝液作為冷進料，經(jīng)進料冷卻器冷卻后從上部的兩段填料之間進入二級汽提塔，1.0～2.0mpa（g）低壓蒸汽從最后一層塔板下方進入二級汽提塔，含氨凝液與加熱蒸汽在塔板上充分接觸，傳質(zhì)傳熱，凝液中的nh3、co2、h2s和部分水蒸氣被汽提出來，進入填料段，氣相中的nh3和水蒸氣被冷進料進行第一次洗滌吸收，酸性氣進一步向塔頂移動；從塔頂通入一股35～40℃的脫鹽水，對酸性氣中的nh3進行第二次洗滌吸收，經(jīng)過凈化脫除掉氨的酸性氣從塔頂引出；從二級汽提塔的中部，將富氨氣采出；經(jīng)汽提合格的凈化水從塔底引出；本發(fā)明在一臺設備將凝液中的氨氣和酸性氣進行分離，酸性氣中的氨分通過不同濃度的洗滌液進行兩次洗滌，將酸性氣中的氨含量降低至200ppm以下，水含量降低至2%以下，達到進入硫回收裝置的要求，塔底合格的凈化水氨含量＜100mg/l。

35、（6）二級汽提塔進料最佳的氨濃度為0.8～2wt%，為了達到最佳的進料濃度，從進入一級汽提塔進料預熱器前的含氨凝液管線，引入一股氨濃度較低的凝液，直接進入含氨凝液罐，與汽提氣洗滌塔塔底來的稀氨水進行混合；本發(fā)明通過控制直接進入含氨凝液罐的凝液量，從而控制含氨凝液罐的氨濃度，使其達到二級汽提塔的最佳進料濃度。

36、（7）多級冷凝單元的分凝液和氨氣精制單元的含硫氨液在分凝液罐混合后，氨濃度在15%～25%，經(jīng)分凝液泵增壓后接入一級預熱器前的熱進料管線重新進入二級汽提塔汽提，避免氨含量較高的凝液回到含氨凝液罐經(jīng)冷進料管線進入二級汽提塔上部吸收段，從而影響酸性氣中氨的洗滌效率。