解吸塔用作蒸氨的尝试

寸启龙, 陆 华, 李海涛

(1.昆明有色冶金设计研究院股份公司，云南 昆明 650051；2.昆明焦化制气有限公司，云南 昆明 650211)

解吸塔用作蒸氨的尝试

寸启龙1, 陆 华1, 李海涛2

(1.昆明有色冶金设计研究院股份公司，云南 昆明 650051；2.昆明焦化制气有限公司，云南 昆明 650211)

阐述了昆明焦化制气有限公司正常生产时产生剩余氨水共约43 t/h，主要来自荒煤气经集气喷淋冷却和初冷器凝结所得的混合液经过分离后的液体以及焦油处理的分离水。剩余氨水含NH3量约为2 000 mg/L。正常生产时约有18 t/h剩余氨水未得到完全处理，造成NH3的损失，环保压力较大。于是昆明焦化制气有限公司想改造停产黄血盐生产装置的2台2#，3#解吸塔为蒸氨塔。经过工艺计算和设计，对解吸塔进行改造，实施后完全处理剩余氨水，蒸氨效果显著，解吸塔为蒸氨塔的尝试可行。

解吸塔；蒸氨塔；设备改造

0 引 言

昆明焦化制气有限公司(以下简称：公司)于1986年建成投产，昆明首次可以用上清洁焦炉煤气能源。公司经过多年的发展，目前已拥有1组JN43-80型42孔焦炉，1组JN43-99D型50孔单热式捣固焦炉，配套建设75 t/h和90 t/a的2套干熄焦装置，年产焦炭达130万t/a。拥有1套完整的煤气净化装置，回收煤焦油、硫铵、粗苯、工业萘、硫磺、黄血盐等综合生产能力达4.7万t/a。同时建有4台3.6 m二段式煤气发生炉，置换出焦炉煤气16万m3/d以及20万m3液化气掺混装置，年供城市煤气可达2.76亿m3。具备15万 t/a焦油加工和5万t/a苯加氢装置。

公司已形成大型焦化制气的规模，为昆明“一湖四片”的发展战略和宏伟蓝图为核心，以卫星城市、县域、小城镇相环绕，形成良性互动协调发展的昆明市域城镇体系，打下坚实的基础。同时作为昆明市管道煤气唯一气源产地的制气公司，所产煤气将作为主城区、呈贡新城、航天新区的主气源，实现3个片区的燃料气率达到95%以上的总体发展要求。

1 项目由来

由于公司捣固焦炉的生产一直不够正常，特别是原料煤的水份控制不好，因此剩余氨水量日益增加，使剩余氨水蒸氨量负载过大，蒸氨废水达不到环保要求，增加生化负荷。正常生产时产生剩余氨水共约43 t/h，主要来自荒煤气经集气喷淋冷却和初冷器凝结所得的混合液经过分离后的液体以及焦油处理的分离水。剩余氨水含NH3量约为2 000 mg/L。现有1台蒸氨塔，处理能力25 t/h，蒸氨后经分缩器，进饱和器生产氨水循环使用。

从以上情况看，即使在正常生产时也约有18 t/h剩余氨水未得到完全处理，造成NH3的损失，环保压力较大。

经检测，供城市煤气中的氰含量很低，脱硫脱氰的效果较好，因此停产黄血盐生产装置，决定采用生产黄血盐的解吸塔，作为蒸氨塔使用，用于正常生产时未得到处理的蒸剩余氨水，解决NH3的损失，环保压力较大等问题。

2 蒸氨塔与解吸塔的工艺比较

蒸氨塔从属于解吸塔，是使溶解于循环水中的氨气通过热载体的传热而挥发释放出来的操作设备。

解吸塔的解吸过程是吸收塔氨吸收的逆过程，反之亦然。除温度、压力及物性的影响外，气相间的接触状态也起着重要的作用。加入的稀氨水与塔底上升的水蒸气通过填料表面接触，不断进行传质和传热作用，使液相中的NH3不断的进入气相，实现解吸。

目前，公司黄血盐生产装置闲置2台2#和3#解吸塔，2#塔Φ1 400 mm×16 260 mm，塔板数15层；3#塔Φ2 000 mm×15 591 mm，塔板数13层。塔板为浮阀塔板。

公司想把解吸塔改造为蒸氨塔使用，2#和3#解吸塔串联二段蒸氨使用。蒸氨塔采用的是浮阀塔，因此塔型相同。蒸氨塔塔板间距为300 mm，解吸塔的板间距为600 mm，只是板间距大了一倍，蒸氨塔经计算所需塔板数为17层，解吸塔板数只有15层和13层。板间距大有利于蒸氨，单塔的塔板数少蒸氨效果要差一些，处理能力也相应降低，但双塔串联二段蒸氨，塔板总数为28层，蒸氨效果应该可以达到要求，所以值得一试。

3 改造方案及工艺流程

根据解吸塔的状况，经与公司相关人员讨论，确定解吸塔的改造方案为：剩余氨水由冷凝鼓风工序送来进入剩余氨水槽，与蒸氨废水换热后，先进2#塔，经初步蒸氨后，塔釜液用氨水泵(热水泵)送3#塔塔顶部，2#塔塔顶氨蒸汽进3#塔底部，进一步蒸氨后送生化处理站，塔顶汽经分缩器，冷凝液回流到3#塔，氨气送饱和器。

解吸塔底部进入直接蒸汽，塔侧面送入间接蒸汽。为满足工艺上要求增加相应水泵。满足喷淋饱和器水量要求增加相应的分缩器。

在原解吸流程基础上，工艺设备调整: ①剩余氨水槽 8m31个；②氨水泵20 m3/h 2台；③分缩器10m21台，流程图见图1。

图1 工艺流程图

4 工艺计算

1)计算的基础数据如下：

剩余氨水量：20 t/h；

剩余氨水含氨量：2 000 mg/L；

剩余氨水来料温度：～50℃；

剩余氨水进塔温度：70℃(换热后)；

塔顶温度：98℃；

塔底温度：102℃；

回流液温度：90℃；

分缩后产品含氨浓度：10 %；

蒸氨废水氨浓度：≤0.015 %(150 mg/L)；

塔顶压力：1.0 kg/cm2；

蒸发量：10 % 。

2)物料平衡计算

与蒸氨废水换热后，进塔70℃剩余氨水中的组分数量:

NH3：40 kg/h；

H2O：19 960 kg/h；

合计：20 000 kg/h。

含NH3浓度Xf=(40/20 000)×100 %=0.2 %；塔顶汽项含氨浓度Xv=2.0 %，见图2。

图2 沸点温度下氨在液相及汽项中的含量线性图Fig.2 Content of ammonia in liquid and gas at boiling point

由此可以近似的作为塔顶汽项含氨浓度。分凝器后的产品浓度一般为含氨浓度18 %～20 %，该项目中剩余氨水的浓度较低，产品浓度取值Xp=10 %，则回流浓度Xr=1.2 %，实际回流比R=(Xp-Xv)/(Xv-Xr)=(10-2)/(2-1.2)=10。

由于原料中含氨量太低，因此汽项含氨浓度低，使含氨浓度再提高。只有加大回流量，分凝器面积也随之增大，蒸氨废水中的含氨量也降低，直接蒸汽用量也相应增大。

蒸氨塔中氨的回收率一般可达99 %，该项目是技术改造项目，考虑到设备现状，取值95 %，则出蒸氨塔塔顶汽项组分为：

NH3：40×95 %=38 kg/h；

H2O：38×10=380 kg/h；

合计：418 kg/h，即产品P为418 kg/h。

回流量L为：

L=R×P=418×10=4 180(kg/h)；

塔顶蒸汽量V为：

V=L+P=4 180+418=4 598(kg/h)；

废水组分为：

NH3：40-38=2 kg/h；

H2O：19 960-380=19 580 kg/h；

合计废水量为：19 580 kg/h。

设直接蒸汽冷凝水量为G，则蒸氨废水总量W=(19 580+G) kg/h。

3)热平衡计算

输入热量Q入，70℃剩余氨水带入的热量：

q1=20 000×70×1.007=1 409 800 kcal/h

式中：1.007为70℃原料氨水的比热(kcal/kg·℃)；

90℃回流液带入的热量：

q2=4 180×90×1.005=378 081 kcal/h

式中：1.005为90℃回流液的比热(kcal/kg·℃)；

直接蒸汽带入的热量:

q3=659.9G kcal/h

式中：659.9为蒸汽的热焓(kcal/kg)；

总输入的热量Q入为：

Q入= q1+q2+q3=1 787 881+659.9G

输出热量Q出；

塔顶蒸汽带出的热量q4；

蒸汽温度：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分别为98℃时氨、CO2、H2S的比热(kcal/kg·℃)； 638为98℃时水的热焓(kcal/kg)；

化学反应吸收的热量q5；

碳酸铵、硫化铵分解时吸收的热量q5′：

q5′=100×243.3+60×182.3=35 268 kcal/h

式中：243.3为碳酸铵分解热(kcal/kg)；

182.3为硫化铵分解热(kcal/kg)。

解吸氨、二氧化碳、硫化氢所吸收的热量q5″：

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

式中：491、127.2、139.3分别为氨、二氧化碳、硫化氢的解吸热(kcal/kg)；

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

废水带走的热量q6：

q6=(19 580+G)×102.5=2 006 950+102.5G

损失于周围大气中的热量q7，设热损失为所需总热量的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)

总输入的热量Q出为：

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，则：1 787 881+659.9G=4 920 300+103.5G

G=5 630 kg/h，则蒸氨废水总量W为：

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

处理1 t富氨水的蒸汽耗量g为：

g=G/(W÷1 000)=5 630/25.21=223.3 kg/t

计算表明，氨水浓度越高，蒸汽耗量越小，反之也然。

蒸氨废水含氨量Xw为：

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

4)塔板层数n的计算

提馏段操作线性方程式：

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

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

则： ym=4.553Xm-0.036 4

当进料浓度Xf=0.2 %时，

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)理论塔径D计算

提馏段上升蒸汽量：V1=G=5 630 kg/h；

塔内平均压力：P=1.2 kg/cm2；

平均温度：T=100.5℃，即373.5℉；

上升的气体体积流量为：当地大气压592 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为水的分子量。

塔顶出来的蒸汽量V2：

塔顶压力：P=1.0 kg/cm2；

塔顶温度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，则应按V1计算塔径。

汽项重度为：Rv=3 762/7 813.5=0.48 kg/m3；

液相重度为：Rl=958.2 kg/m3(98℃时水比重)；

98℃时水的表面张力：σ=60达因/cm

根据Souder-Brown公式，求最大允许速度：

查表得Co=100，则

当采用泡罩塔、浮阀塔时，取W=0.8，Wg=0.99 m/s，则塔径：

公司想改造的2台解吸塔(厂编号2#、3#)为：2#塔Φ1 400×16 260 mm，塔板数15层；3#塔Φ2 000×15 591 mm，塔板数13层。基本满足蒸氨要求。

5 结 语

根据计算结果和工艺改造方案，公司对解吸塔进行了改造，并投入生产实践，得出如下结论：

1)可处理剩余氨水量20 t/h，蒸氨废水含氨量<150 mg/t，蒸氨废水量25 210 t/h。达到或好于设计指标。

2)蒸汽用量比普通的蒸氨塔大，原因是剩余氨水含氨量较低，要达到蒸氨废水的较低氨含量，蒸汽消耗量大。

3)生产黄血盐的解吸塔可以改为蒸氨式作为蒸氨塔使用，用解吸塔在必要时改为蒸氨塔是可行的。

[1] 唐伯国，林长青，张振欧，等.解吸塔及蒸氨塔的改造与计算[C].全国尿素厂年会，2004：38-41.

[2] 李国忠，闪俊杰.焦化行业蒸氨工艺的优化与改造 [J].洁净煤技术，2013(4)：96-99.

[3] 王君，贾秀千，冯金超，等.焦化厂脱酸蒸氨装置的工艺优化[J].广东化工，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.

寸启龙(1974-)，男，云南人，工程师.主要研究方向：冶金化工.

TQ44

B

1004-2660(2016)01-0017-05