解吸塔用作蒸氨的嘗試

寸啟龍, 陸 華, 李海濤

(1.昆明有色冶金設(shè)計(jì)研究院股份公司，云南 昆明 650051；2.昆明焦化制氣有限公司，云南 昆明 650211)

解吸塔用作蒸氨的嘗試

寸啟龍1, 陸 華1, 李海濤2

(1.昆明有色冶金設(shè)計(jì)研究院股份公司，云南 昆明 650051；2.昆明焦化制氣有限公司，云南 昆明 650211)

闡述了昆明焦化制氣有限公司正常生產(chǎn)時(shí)產(chǎn)生剩余氨水共約43 t/h，主要來自荒煤氣經(jīng)集氣噴淋冷卻和初冷器凝結(jié)所得的混合液經(jīng)過分離后的液體以及焦油處理的分離水。剩余氨水含NH3量約為2 000 mg/L。正常生產(chǎn)時(shí)約有18 t/h剩余氨水未得到完全處理，造成NH3的損失，環(huán)保壓力較大。于是昆明焦化制氣有限公司想改造停產(chǎn)黃血鹽生產(chǎn)裝置的2臺(tái)2#，3#解吸塔為蒸氨塔。經(jīng)過工藝計(jì)算和設(shè)計(jì)，對(duì)解吸塔進(jìn)行改造，實(shí)施后完全處理剩余氨水，蒸氨效果顯著，解吸塔為蒸氨塔的嘗試可行。

解吸塔；蒸氨塔；設(shè)備改造

0 引 言

昆明焦化制氣有限公司(以下簡(jiǎn)稱：公司)于1986年建成投產(chǎn)，昆明首次可以用上清潔焦?fàn)t煤氣能源。公司經(jīng)過多年的發(fā)展，目前已擁有1組JN43-80型42孔焦?fàn)t，1組JN43-99D型50孔單熱式搗固焦?fàn)t，配套建設(shè)75 t/h和90 t/a的2套干熄焦裝置，年產(chǎn)焦炭達(dá)130萬t/a。擁有1套完整的煤氣凈化裝置，回收煤焦油、硫銨、粗苯、工業(yè)萘、硫磺、黃血鹽等綜合生產(chǎn)能力達(dá)4.7萬t/a。同時(shí)建有4臺(tái)3.6 m二段式煤氣發(fā)生爐，置換出焦?fàn)t煤氣16萬m3/d以及20萬m3液化氣摻混裝置，年供城市煤氣可達(dá)2.76億m3。具備15萬 t/a焦油加工和5萬t/a苯加氫裝置。

公司已形成大型焦化制氣的規(guī)模，為昆明“一湖四片”的發(fā)展戰(zhàn)略和宏偉藍(lán)圖為核心，以衛(wèi)星城市、縣域、小城鎮(zhèn)相環(huán)繞，形成良性互動(dòng)協(xié)調(diào)發(fā)展的昆明市域城鎮(zhèn)體系，打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。同時(shí)作為昆明市管道煤氣唯一氣源產(chǎn)地的制氣公司，所產(chǎn)煤氣將作為主城區(qū)、呈貢新城、航天新區(qū)的主氣源，實(shí)現(xiàn)3個(gè)片區(qū)的燃料氣率達(dá)到95%以上的總體發(fā)展要求。

1 項(xiàng)目由來

由于公司搗固焦?fàn)t的生產(chǎn)一直不夠正常，特別是原料煤的水份控制不好，因此剩余氨水量日益增加，使剩余氨水蒸氨量負(fù)載過大，蒸氨廢水達(dá)不到環(huán)保要求，增加生化負(fù)荷。正常生產(chǎn)時(shí)產(chǎn)生剩余氨水共約43 t/h，主要來自荒煤氣經(jīng)集氣噴淋冷卻和初冷器凝結(jié)所得的混合液經(jīng)過分離后的液體以及焦油處理的分離水。剩余氨水含NH3量約為2 000 mg/L?，F(xiàn)有1臺(tái)蒸氨塔，處理能力25 t/h，蒸氨后經(jīng)分縮器，進(jìn)飽和器生產(chǎn)氨水循環(huán)使用。

從以上情況看，即使在正常生產(chǎn)時(shí)也約有18 t/h剩余氨水未得到完全處理，造成NH3的損失，環(huán)保壓力較大。

經(jīng)檢測(cè)，供城市煤氣中的氰含量很低，脫硫脫氰的效果較好，因此停產(chǎn)黃血鹽生產(chǎn)裝置，決定采用生產(chǎn)黃血鹽的解吸塔，作為蒸氨塔使用，用于正常生產(chǎn)時(shí)未得到處理的蒸剩余氨水，解決NH3的損失，環(huán)保壓力較大等問題。

2 蒸氨塔與解吸塔的工藝比較

蒸氨塔從屬于解吸塔，是使溶解于循環(huán)水中的氨氣通過熱載體的傳熱而揮發(fā)釋放出來的操作設(shè)備。

解吸塔的解吸過程是吸收塔氨吸收的逆過程，反之亦然。除溫度、壓力及物性的影響外，氣相間的接觸狀態(tài)也起著重要的作用。加入的稀氨水與塔底上升的水蒸氣通過填料表面接觸，不斷進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱作用，使液相中的NH3不斷的進(jìn)入氣相，實(shí)現(xiàn)解吸。

目前，公司黃血鹽生產(chǎn)裝置閑置2臺(tái)2#和3#解吸塔，2#塔Φ1 400 mm×16 260 mm，塔板數(shù)15層；3#塔Φ2 000 mm×15 591 mm，塔板數(shù)13層。塔板為浮閥塔板。

公司想把解吸塔改造為蒸氨塔使用，2#和3#解吸塔串聯(lián)二段蒸氨使用。蒸氨塔采用的是浮閥塔，因此塔型相同。蒸氨塔塔板間距為300 mm，解吸塔的板間距為600 mm，只是板間距大了一倍，蒸氨塔經(jīng)計(jì)算所需塔板數(shù)為17層，解吸塔板數(shù)只有15層和13層。板間距大有利于蒸氨，單塔的塔板數(shù)少蒸氨效果要差一些，處理能力也相應(yīng)降低，但雙塔串聯(lián)二段蒸氨，塔板總數(shù)為28層，蒸氨效果應(yīng)該可以達(dá)到要求，所以值得一試。

3 改造方案及工藝流程

根據(jù)解吸塔的狀況，經(jīng)與公司相關(guān)人員討論，確定解吸塔的改造方案為：剩余氨水由冷凝鼓風(fēng)工序送來進(jìn)入剩余氨水槽，與蒸氨廢水換熱后，先進(jìn)2#塔，經(jīng)初步蒸氨后，塔釜液用氨水泵(熱水泵)送3#塔塔頂部，2#塔塔頂氨蒸汽進(jìn)3#塔底部，進(jìn)一步蒸氨后送生化處理站，塔頂汽經(jīng)分縮器，冷凝液回流到3#塔，氨氣送飽和器。

解吸塔底部進(jìn)入直接蒸汽，塔側(cè)面送入間接蒸汽。為滿足工藝上要求增加相應(yīng)水泵。滿足噴淋飽和器水量要求增加相應(yīng)的分縮器。

在原解吸流程基礎(chǔ)上，工藝設(shè)備調(diào)整: ①剩余氨水槽 8m31個(gè)；②氨水泵20 m3/h 2臺(tái)；③分縮器10m21臺(tái)，流程圖見圖1。

圖1 工藝流程圖

4 工藝計(jì)算

1)計(jì)算的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)如下：

剩余氨水量：20 t/h；

剩余氨水含氨量：2 000 mg/L；

剩余氨水來料溫度：～50℃；

剩余氨水進(jìn)塔溫度：70℃(換熱后)；

塔頂溫度：98℃；

塔底溫度：102℃；

回流液溫度：90℃；

分縮后產(chǎn)品含氨濃度：10 %；

蒸氨廢水氨濃度：≤0.015 %(150 mg/L)；

塔頂壓力：1.0 kg/cm2；

蒸發(fā)量：10 % 。

2)物料平衡計(jì)算

與蒸氨廢水換熱后，進(jìn)塔70℃剩余氨水中的組分?jǐn)?shù)量:

NH3：40 kg/h；

H2O：19 960 kg/h；

合計(jì)：20 000 kg/h。

含NH3濃度Xf=(40/20 000)×100 %=0.2 %；塔頂汽項(xiàng)含氨濃度Xv=2.0 %，見圖2。

圖2 沸點(diǎn)溫度下氨在液相及汽項(xiàng)中的含量線性圖Fig.2 Content of ammonia in liquid and gas at boiling point

由此可以近似的作為塔頂汽項(xiàng)含氨濃度。分凝器后的產(chǎn)品濃度一般為含氨濃度18 %～20 %，該項(xiàng)目中剩余氨水的濃度較低，產(chǎn)品濃度取值Xp=10 %，則回流濃度Xr=1.2 %，實(shí)際回流比R=(Xp-Xv)/(Xv-Xr)=(10-2)/(2-1.2)=10。

由于原料中含氨量太低，因此汽項(xiàng)含氨濃度低，使含氨濃度再提高。只有加大回流量，分凝器面積也隨之增大，蒸氨廢水中的含氨量也降低，直接蒸汽用量也相應(yīng)增大。

蒸氨塔中氨的回收率一般可達(dá)99 %，該項(xiàng)目是技術(shù)改造項(xiàng)目，考慮到設(shè)備現(xiàn)狀，取值95 %，則出蒸氨塔塔頂汽項(xiàng)組分為：

NH3：40×95 %=38 kg/h；

H2O：38×10=380 kg/h；

合計(jì)：418 kg/h，即產(chǎn)品P為418 kg/h。

回流量L為：

L=R×P=418×10=4 180(kg/h)；

塔頂蒸汽量V為：

V=L+P=4 180+418=4 598(kg/h)；

廢水組分為：

NH3：40-38=2 kg/h；

H2O：19 960-380=19 580 kg/h；

合計(jì)廢水量為：19 580 kg/h。

設(shè)直接蒸汽冷凝水量為G，則蒸氨廢水總量W=(19 580+G) kg/h。

3)熱平衡計(jì)算

輸入熱量Q入，70℃剩余氨水帶入的熱量：

q1=20 000×70×1.007=1 409 800 kcal/h

式中：1.007為70℃原料氨水的比熱(kcal/kg·℃)；

90℃回流液帶入的熱量：

q2=4 180×90×1.005=378 081 kcal/h

式中：1.005為90℃回流液的比熱(kcal/kg·℃)；

直接蒸汽帶入的熱量:

q3=659.9G kcal/h

式中：659.9為蒸汽的熱焓(kcal/kg)；

總輸入的熱量Q入為：

Q入= q1+q2+q3=1 787 881+659.9G

輸出熱量Q出；

塔頂蒸汽帶出的熱量q4；

蒸汽溫度：98℃；

蒸汽量：V=4 598 kg/h；

其中：氨： 4 598×2 %=92.0 kg/h；

CO2：100 kg/h；

H2S：60 kg/h。

水：4 598-(92.0+100+60)=4 346 kg/h；

q4=(92.0×0.5 081+100×0.212+60×0.24)×98+4 346×638=2 780 817.8 kcal/h

式中：0.5 081、0.212、0.24分別為98℃時(shí)氨、CO2、H2S的比熱(kcal/kg·℃)； 638為98℃時(shí)水的熱焓(kcal/kg)；

化學(xué)反應(yīng)吸收的熱量q5；

碳酸銨、硫化銨分解時(shí)吸收的熱量q5′：

q5′=100×243.3+60×182.3=35 268 kcal/h

式中：243.3為碳酸銨分解熱(kcal/kg)；

182.3為硫化銨分解熱(kcal/kg)。

解吸氨、二氧化碳、硫化氫所吸收的熱量q5″：

q5″=92.0×491+100×127.2+60×139.3=66 250 kcal/h

式中：491、127.2、139.3分別為氨、二氧化碳、硫化氫的解吸熱(kcal/kg)；

則：q5= q5′+ q5″=35 268+58 050.3=101 518 kcal/h

廢水帶走的熱量q6：

q6=(19 580+G)×102.5=2 006 950+102.5G

損失于周圍大氣中的熱量q7，設(shè)熱損失為所需總熱量的1 %：

q7=[(q4+q5+q6)-(q1+q2)] ×1%=[(2 780 817.8+101 518+2 006 950+102.5G)-(1 409 800+378 081)] ×1%=31 014+1.03G(kcal/h)

總輸入的熱量Q出為：

Q出= q4+q5+q6+q7=2 780 817.8+101 518+(2 006 950+102.5G)+(31 014+1.03G)=4 920 300+103.5G

令： Q入= Q出，則：1 787 881+659.9G=4 920 300+103.5G

G=5 630 kg/h，則蒸氨廢水總量W為：

W=19 580+G=19 580+5 630=25 210kg/h

處理1 t富氨水的蒸汽耗量g為：

g=G/(W÷1 000)=5 630/25.21=223.3 kg/t

計(jì)算表明，氨水濃度越高，蒸汽耗量越小，反之也然。

蒸氨廢水含氨量Xw為：

Xw=2/25 210=0.0 079 %(79 mg/L)

4)塔板層數(shù)n的計(jì)算

提餾段操作線性方程式：

ym=(W/G)Xm-(W/G)Xw

因：W/G=5 521.6/25 139.6=4.553, Xw=0.0 081 %,

則： ym=4.553Xm-0.036 4

當(dāng)進(jìn)料濃度Xf=0.2 %時(shí)，

Y1=4.553×0.2 -0.036 4=0.874 %,

X1=0.087 %；

Y2=4.553×0.087 -0.036 4=0.360 %，

X2=0.036 %；

Y3=4.553×0.036 -0.036 4=0.128 %，

X3=0.013 %；

Y4=4.553×0.013 -0.036 4=0.023 %，

X4=0.002 %

因X4

5)理論塔徑D計(jì)算

提餾段上升蒸汽量：V1=G=5 630 kg/h；

塔內(nèi)平均壓力：P=1.2 kg/cm2；

平均溫度：T=100.5℃，即373.5℉；

上升的氣體體積流量為：當(dāng)?shù)卮髿鈮?92 mm Hg。

V1=(G/Mw)×22.4×(T/T0)×(P0/P)=(5 630/18)×22.4×(373.5/273)×(760/592×1.2)=10 254.7 m3/h

式中：Mw為水的分子量。

塔頂出來的蒸汽量V2：

塔頂壓力：P=1.0 kg/cm2；

塔頂溫度T=98℃，即371℉；

V2=[(92.0/17)+(100/44)+(60/34)+(4 346/18)]×22.4 (371/273)×(760/592)=9 803 m3/h

因V1>V2，則應(yīng)按V1計(jì)算塔徑。

汽項(xiàng)重度為：Rv=3 762/7 813.5=0.48 kg/m3；

液相重度為：Rl=958.2 kg/m3(98℃時(shí)水比重)；

98℃時(shí)水的表面張力：σ=60達(dá)因/cm

根據(jù)Souder-Brown公式，求最大允許速度：

查表得Co=100，則

當(dāng)采用泡罩塔、浮閥塔時(shí)，取W=0.8，Wg=0.99 m/s，則塔徑：

公司想改造的2臺(tái)解吸塔(廠編號(hào)2#、3#)為：2#塔Φ1 400×16 260 mm，塔板數(shù)15層；3#塔Φ2 000×15 591 mm，塔板數(shù)13層?；緷M足蒸氨要求。

5 結(jié) 語

根據(jù)計(jì)算結(jié)果和工藝改造方案，公司對(duì)解吸塔進(jìn)行了改造，并投入生產(chǎn)實(shí)踐，得出如下結(jié)論：

1)可處理剩余氨水量20 t/h，蒸氨廢水含氨量<150 mg/t，蒸氨廢水量25 210 t/h。達(dá)到或好于設(shè)計(jì)指標(biāo)。

2)蒸汽用量比普通的蒸氨塔大，原因是剩余氨水含氨量較低，要達(dá)到蒸氨廢水的較低氨含量，蒸汽消耗量大。

3)生產(chǎn)黃血鹽的解吸塔可以改為蒸氨式作為蒸氨塔使用，用解吸塔在必要時(shí)改為蒸氨塔是可行的。

[1] 唐伯國(guó)，林長(zhǎng)青，張振歐，等.解吸塔及蒸氨塔的改造與計(jì)算[C].全國(guó)尿素廠年會(huì)，2004：38-41.

[2] 李國(guó)忠，閃俊杰.焦化行業(yè)蒸氨工藝的優(yōu)化與改造 [J].潔凈煤技術(shù)，2013(4)：96-99.

[3] 王君，賈秀千，馮金超，等.焦化廠脫酸蒸氨裝置的工藝優(yōu)化[J].廣東化工，2013，40(20)：52-53.

The Try on Reforming the Desorption Column to Ammonia Stripper

CUN Qilong1, LU Hua1, LI Haitao2

(1. Kunming Engineering&Research Institute of Nonferrous Metallurgy Co.Ltd，Kunming 650051，China；2.Kunming Coking Gas Plant，Kunming 650211，China)

The Kunming Coking Gas Plant produced about 43 tons ammonia per hour when producing gas normally. The ammonia contains in two kinds of liquid.The first kind of liquid is separated from the mixed liquid produced in the process of spray cooling and condensation, and the other kind is produced in the process of tar treatment. The ammonia contains about 2 000 mg/L NH3. Around 18 tons ammonia will not be completely treated causing losss of NH3and is very possible to lead to pollution. The Kunming Coking Gas Plant is going to transform the 2 discontinued desorption columns, which are used to produce potassium ferrocyanide to ammonia strippers.This paper describes the process of calculation and engineering of transforming the desorption column to ammonia stripper in a given plant. The result of this try was confirmed to be a success way to treat ammonia as its distinct effect on the process.

desorption column; ammonia stripper;equipment transformation

2016-01-31.

寸啟龍(1974-)，男，云南人，工程師.主要研究方向：冶金化工.

TQ44

B

1004-2660(2016)01-0017-05