解吸塔用作蒸氨的嘗試

寸啟龍, 陸 華, 李海濤

(1.昆明有色冶金設計研究院股份公司，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.昆明有色冶金設計研究院股份公司，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時產生剩余氨水共約43 t/h，主要來自荒煤氣經集氣噴淋冷卻和初冷器凝結所得的混合液經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。正常生產時約有18 t/h剩余氨水未得到完全處理，造成NH3的損失，環保壓力較大。于是昆明焦化制氣有限公司想改造停產黃血鹽生產裝置的2臺2#，3#解吸塔為蒸氨塔。經過工藝計算和設計，對解吸塔進行改造，實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；設備改造

0 引 言

昆明焦化制氣有限公司(以下簡稱：公司)于1986年建成投產，昆明首次可以用上清潔焦爐煤氣能源。公司經過多年的發展，目前已擁有1組JN43-80型42孔焦爐，1組JN43-99D型50孔單熱式搗固焦爐，配套建設75 t/h和90 t/a的2套干熄焦裝置，年產焦炭達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、工業萘、硫磺、黃血鹽等綜合生產能力達4.7萬t/a。同時建有4臺3.6 m二段式煤氣發生爐，置換出焦爐煤氣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模，為昆明“一湖四片”的發展戰略和宏偉藍圖為核心，以衛星城市、縣域、小城鎮相環繞，形成良性互動協調發展的昆明市域城鎮體系，打下堅實的基礎。同時作為昆明市管道煤氣唯一氣源產地的制氣公司，所產煤氣將作為主城區、呈貢新城、航天新區的主氣源，實現3個片區的燃料氣率達到95%以上的總體發展要求。

1 項目由來

由于公司搗固焦爐的生產一直不夠正常，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載過大，蒸氨廢水達不到環保要求，增加生化負荷。正常生產時產生剩余氨水共約43 t/h，主要來自荒煤氣經集氣噴淋冷卻和初冷器凝結所得的混合液經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有1臺蒸氨塔，處理能力25 t/h，蒸氨后經分縮器，進飽和器生產氨水循環使用。

從以上情況看，即使在正常生產時也約有18 t/h剩余氨水未得到完全處理，造成NH3的損失，環保壓力較大。

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

2 蒸氨塔與解吸塔的工藝比較

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

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，不斷進行傳質和傳熱作用，使液相中的NH3不斷的進入氣相，實現解吸。

目前，公司黃血鹽生產裝置閑置2臺2#和3#解吸塔，2#塔Φ1 400 mm×16 260 mm，塔板數15層；3#塔Φ2 000 mm×15 591 mm，塔板數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，蒸氨塔經計算所需塔板數為17層，解吸塔板數只有15層和13層。板間距大有利于蒸氨，單塔的塔板數少蒸氨效果要差一些，處理能力也相應降低，但雙塔串聯二段蒸氨，塔板總數為28層，蒸氨效果應該可以達到要求，所以值得一試。

3 改造方案及工藝流程

根據解吸塔的狀況，經與公司相關人員討論，確定解吸塔的改造方案為：剩余氨水由冷凝鼓風工序送來進入剩余氨水槽，與蒸氨廢水換熱后，先進2#塔，經初步蒸氨后，塔釜液用氨水泵(熱水泵)送3#塔塔頂部，2#塔塔頂氨蒸汽進3#塔底部，進一步蒸氨后送生化處理站，塔頂汽經分縮器，冷凝液回流到3#塔，氨氣送飽和器。

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

在原解吸流程基礎上，工藝設備調整: ①剩余氨水槽 8m31個；②氨水泵20 m3/h 2臺；③分縮器10m21臺，流程圖見圖1。

圖1 工藝流程圖

4 工藝計算

1)計算的基礎數據如下：

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；

蒸發量：10 % 。

2)物料平衡計算

與蒸氨廢水換熱后，進塔70℃剩余氨水中的組分數量:

NH3：40 kg/h；

H2O：19 960 kg/h；

合計：20 000 kg/h。

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

圖2 沸點溫度下氨在液相及汽項中的含量線性圖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含氨濃度。分凝器后的產品濃度一般為含氨濃度18 %～20 %，該項目中剩余氨水的濃度較低，產品濃度取值Xp=10 %，則回流濃度Xr=1.2 %，實際回流比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增大。

蒸氨塔中氨的回收率一般可達99 %，該項目是技術改造項目，考慮到設備現狀，取值95 %，則出蒸氨塔塔頂汽項組分為：

NH3：40×95 %=38 kg/h；

H2O：38×10=380 kg/h；

合計：418 kg/h，即產品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；

合計廢水量為：19 580 kg/h。

設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℃時氨、CO2、H2S的比熱(kcal/kg·℃)； 638為98℃時水的熱焓(kcal/kg)；

化學反應吸收的熱量q5；

碳酸銨、硫化銨分解時吸收的熱量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n的計算

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

當進料濃度Xf=0.2 %時，

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計算

提餾段上升蒸汽量：V1=G=5 630 kg/h；

塔內平均壓力：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：當地大氣壓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，則應按V1計算塔徑。

汽項重度為：Rv=3 762/7 813.5=0.48 kg/m3；

液相重度為：Rl=958.2 kg/m3(98℃時水比重)；

98℃時水的表面張力：σ=60達因/cm

根據Souder-Brown公式，求最大允許速度：

查表得Co=100，則

當采用泡罩塔、浮閥塔時，取W=0.8，Wg=0.99 m/s，則塔徑：

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

5 結 語

根據計算結果和工藝改造方案，公司對解吸塔進行了改造，并投入生產實踐，得出如下結論：

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。達到或好于設計指標。

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，要達到蒸氨廢水的較低氨含量，蒸汽消耗量大。

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

[1] 唐伯國，林長青，張振歐，等.解吸塔及蒸氨塔的改造與計算[C].全國尿素廠年會，2004：38-41.

[2] 李國忠，閃俊杰.焦化行業蒸氨工藝的優化與改造 [J].潔凈煤技術，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