专利名称：一种加压中和生产熔融硝酸铵的工艺方法
技术领域：
本发明涉及硝酸铵生产技术领域，具体地说涉及一种生产熔融硝酸铵的工 艺方法，尤其涉及一种在加压条件下无氨氮废水排放、清洁生产熔融硝酸铵的 工艺方法。
背景技术：
硝酸铵是一种重要的基本化工原料，是硝态氮系列化肥产品的原料，如 结晶工业硝酸为92%~95% (w/w)的硝酸铵溶液通过真空结晶而成；多孔工业 硝酸铵为96% (w/w)以上的硝酸铵高塔造粒而成；硝态氮系列化肥产品为99%
(w/w)以上的熔融硝酸铵配加磷钾元素或4丐或碌u或锌等元素混熔高塔造粒而
成。无论是浓度为92°/ ~96% (w/w)的硝酸铵溶液或浓度为99% (w/w)以上的 熔融硝酸铵，其生产均主要包括三个工艺步骤(1 )氨酸中和形成浓度为80% ~ 86% U/w)的稀硝酸铵溶液；(2)蒸发浓缩根据最终产品的生产工艺要求， 将浓度为80y。 86。/。 (w/w)的稀硝酸铵溶液蒸发浓缩为浓度为92%-96% (w/w) 的硝酸铵溶液或浓度为99% (w/V)以上的熔融硝酸铵；(3)中和废水处理。
根据氨酸中和反应控制的操作压力，硝酸铵的生产方法分为常压法和加压 法。现有常压法生产硝酸铵的氨酸中和反应在微酸性条件下进行，中和压力低 于O. 15MPa(A)，反应温度控制在120。C左右，反应条件相对温和，对设备的材 质要求不高。但常压法所产生的中和反应热的品质低，约O. UMPa(A),难以得 到有效利用，要么直接用冷却水将反应热移除中和器，要么回收用以蒸发浓缩 硝酸铵溶液；由于常压中和蒸汽的品质低，回收的中和反应热仅能使中和出口 反应物中硝酸铵浓度提升到75%~80%(w/w)，后续蒸发所需蒸汽量仍较大。并且常压中和由于在酸性条件下进行中和反应，中和冷凝液也呈酸性，为适应环 保要求，需要通过加氨等方式对冷凝液进行中和，使中和冷凝液变成中性后再
排放，排放的废水中NH-N含量达数千个ppm,不仅严重污染环境，而且造成产 品单耗较高。
加压法生产硝S吏铵的氨酸中和反应的中和压力一般为0. 3 ~ 0. 4MPa (A),反 应温度为170°C ~ 180。C左右，加压中和反应所得中和蒸汽的压力可达0.45 MPa(A)，可回收用于硝酸铵生产的各个环节，特别是用于一段蒸发，从而可节 省大量蒸汽。但由于中和反应温度达170°C ~ 18(TC,该温度非常接近硝酸铵的 分解爆炸温度，稍有操作不当就有可能引发安全事故。为了尽可能减小发生爆 炸的危险，国内外的一些研究机构研究开发出管式反应器，使硝酸与气氨以一 定的比例通入到一段直径相当小的管道中进行反应，反应生成的硝酸铵溶液从 管式反应器的另 一端送入到分离器中进行蒸汽与硝酸铵溶液的分离。利用管式 反应器进行氨与硝酸的中和反应，瞬间参与反应的物料少、物料在反应区域的 停留时间短，减少了发生爆炸的危险。但由于加压中和反应一般采用了较高浓 度的硝酸(硝酸浓度要求在57%以上)参与反应，中和器处于强腐蚀的环境中， 对反应器的材质要求高，而且因中和器和分离器分别设置，生成的硝酸铵容易 在中和器内局部聚集形成热点，为了防止中和器内局部硝酸铵聚集形成热点引 发硝酸铵局部分解而使中和器内温度失去控制，需要严格控制反应原料的比 例，负荷不能过低，操作弹性小，原料酸氨的消耗也比较高。并且由于我国现 有多数硝酸企业只能生产重量百分比浓度为~ 53%的硝酸,使得现有的加压 生产硝酸铵工艺的原料供应也存在一定困难。
现有的硝酸生产过程中，经中和废水处理后排放的废水中氨、硝酸铵的含 量均达数千个ppm，不仅严重污染环境，而且造成产品的原料单耗较高。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术中存在的上述不足，提供一种安全、操作 方便、投资少、消耗低、环保的生产熔融硝酸铵的工艺方法。
为了实现上述目的，本发明提供了以下技术方案 一种加压中和生产熔融硝酸铵的工艺方法，包括以下步骤
(1) 氨酸中和
压力为0. 5~0. 8MPa、温度为70°C 100。C的气氨，经气氨分布器进入中 和器下部中和反应区的中央循环管内；
重量百分比浓度为53% ~ 60°/ 的硝酸，经硝酸泵升压至0. 5 ~ 0. 8MPa,经硝 酸分布器进入中和器下部中和反应区的中央循环管内；
气氨与硝酸在中央循环管内充分混合，进行中和反应，生成硝酸铵并放出 大量的热，氨酸中和反应的温度为165°C~185°C、压力为0. 3~0.4MPa、 pH 值6 ~ 8;
反应生成的硝酸铵溶液被带入汽液分离室，利用中和反应热进行闪蒸，经 气液分离后得到硝酸铵溶液，以及压力为0. 3~0. 4MPa 、温度16(TC-185。C、 pH值7 10、 NH-N 2000 ~ 3000 mg/ Nn^的中和蒸汽；
经汽液分离后得到的硝酸铵溶液，沿中央循环管与中和器下筒体之间的环 隙向下流动，再从中央循环管下端循环进入中央循环管，沿中央循环管内上升， 液面上升到中央循环管上端时，经导向分配器的长孔流出，液面上升到气液分 离室中和器液位调节阀时，从中和器液位调节阀流出重量百分比浓度为80%~ 86°/。、压力为0. 3~0. 4MPa 、温度160°C ~ 185°C、 pH值6 8的贿酸铵溶液；
(2) 蒸发浓缩
所述压力为0. 3 ~ 0. 4MPa 、温度16(TC ~ 185。C 、 pH值7 ~ 10、 NH-N 2000 ~3000 mg/涵3的中和蒸汽从中和器上方流出，作为真空一段蒸发、气氨预热、 中和冷凝液加热、常压热气气提P争膜蒸发过程空气加热、系统管道设备保温伴 热等热源，中和蒸汽冷凝后形成压力为0. 3~0. 4MPa、温度为30°C-85°C、 pH 值为7~10、含NH-N 6000 ~ 10000mg/L的中和冷凝废水；
所述重量百分比浓度为80°/ ~ 86%、压力为0. 3 ~ 0. 4MPa 、温度160°C ~ 185 °C、 pH值6~8的硝酸铵溶液经中和器液位调节阀进入中和高位闪蒸槽，减压 至常压闪蒸；
经中和高位闪蒸槽闪蒸后的稀硝酸铵溶液进入真空一段蒸发器(简称一 蒸)，在0. 05 ~ 0. 07 MPa真空下，以中和蒸汽为热源，将稀硝酸铵溶液浓缩成 重量百分比浓度为92%~ 95%的稀硝酸铵溶液，浓缩后的稀硝酸铵溶液进入稀硝 槽，经稀硝酸铵泵升压至1. 0 ~ 1. 5MPa后送入常压热气气提降膜蒸发器(简称 二蒸)，以压力为1. 3~1.5MPa的蒸汽为膜蒸发热源、以中和蒸汽作为气提气 体加热热源，使稀硝酸铵溶液提浓为重量百分比浓度>99%的熔融硝酸铵；常 压热气气提降膜蒸发器产生的废蒸汽经除雾器除去其中所夹带的液滴后放空；
中和高位闪蒸槽闪蒸出的废汽去一蒸冷却器， 一蒸分离出的蒸发废汽进入 一蒸分离器分离其中所夹带的液滴后进入一蒸冷却器， 一蒸冷却器中的废汽冷 却后形成温度为35°C、含NH-N100 200mg/L的中和废水，与中和冷凝废水汇 集于中和水冷器，形成温度为60。C~80°C、 pH值为7~10、含NH-N 6000 ~ 10000mg/L的中和废水；
(3)中和废水的处理与回收
中和水冷器的中和废水经中和废水泵升压至0. 3 ~ 0. 5MPa,进入具有"循 环气提-稀硝酸洗涤"功能的氨回收塔的气提段上部，所述氨回收塔分为两段， 上部为气提段，其作用是用空气将中和废水中游离氨气提出来；下部为吸收段，其作用是用含硝酸的稀硝酸铵溶液将含氨空气中的氨吸收；
中和废水在重力作用下经分布器分布沿填料向下，与由循环风机送入的压 力为100-110KPa、温度为70°C 9(TC的空气逆流接触，进行气提，中和废水 中的氨挥发进入气相，气提后获得温度为80°C ~85°C、 pH值为3~5、含NH-N < 200 mg/L的中和废水；
气提出的氨随空气从塔顶带出，再随空气循环进入氨回收塔下部的吸收 段，与来自硝酸泵的温度为80°C ~90°C、 pH值为2 ~ 6的从吸收段上部送入氨 回收塔的硝酸逆流接触，空气带入的氨被硝酸吸收生成硝酸铵溶液；
生成的硝酸铵溶液汇集于氨回收塔底，经补入适量中和废水控制硝酸铵溶 液重量百分比浓度为20% ~ 50°/。后进入循环液泵，升压至0. 2 ~ 0. 4MPa，由调节 阀采出部分温度为80 ~ 90°C 、 pH值为3 ~ 7的硝酸铵溶液送入稀硝酸铵回收液 槽，通过回收泵加压送入中和器，控制中和反应的温度；大部分硝酸铵溶液随 硝酸循环进入氨回收塔吸收段，以调节混合溶液pH值为2~6;
经硝酸、硝酸铵混合溶液洗涤后不含氨的空气继续上升进入氨回收塔气提
段；
经气提后的温度为80°C ~85°C、 pH值为3 5、含NH-N < 200 mg/L的中 和废水进入工艺水槽，由工艺水泵升压至O. 2~0. 3MPa,经水冷却器降温至20 °C~35°C, —部分送入硝酸界区作吸收塔工艺用水， 一部分送入污水槽，经阴 阳离子交换器进行处理，中和废水中的NH^皮阳离子交换器中交换树脂上带有 的H+置换，NO^皮阴离子交换器中交换树脂上带有的0H—置换，出离子交换器的 水送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；所述阳离子交换树脂为 改进性强酸性丙烯酸型阳离子交换树脂，由丙烯酸高分子共聚物经磷酸、硝酸 硝磷化处理后所形成的丙烯酸高分子共聚基体上带有硝基、磷基的阳离子交换
9树脂；阴离子交换树脂为改进性强碱性苯乙烯型阴离子交换树脂，由苯乙烯-二乙烯苯共聚交联结构的高分子共聚物经二曱胺及液氨氨化后再经氯曱醚氯 化处理后形成的苯乙烯-二乙烯苯共聚交联高分子基体上带有仲.4又氨基的阴 离子交换树脂；
当阴阳离子交换器中交换树脂吸附达饱和时，分别用重量百分比为2% ~ 5% 的冊03溶液、重量百分比为2% ~ 7%的NH40H溶液对离子交换树脂进行再生，再 生后排出高NH-N废水(该废水中NH-N浓度高于进水的30-50倍)，送入预蒸 发器，以中和蒸汽为热源，将所述高冊-N废水浓缩为20%的稀硝酸铵溶液，送 入稀硝酸铵回收液槽，通过回收泵加压后送入中和器净皮完全回收利用。
本发明的生产熔融硝酸铵的工艺方法中，综合考虑中和、蒸发、中和废水 处理等各方面的搭配，使整个生产系统具有安全稳定、生产能力大、操作方便、 投资少、蒸汽及原料消耗低、环保等优点。
采用加压内循环中和反应的硝酸铵生产方法，使用的中和器为内循环式加 压硝酸铵中和器，将传统的加压中和器和分离器合并，不需分别设置，主要包 括下筒体的中和反应区和上筒体的汽液分离室两大部分，其中中和反应区内中 央有一中央循环管，中央循环管与下筒体之间有环隙，中央循环管上端设置有 导向分配器，该导向分配器是一个由长孔、导向片及封盖构成的阻止反应溶液 直接进入汽液分离室的导向分配器，中和反应区下方有硝酸分布器和气氨分布 器。原料氨、硝酸经分布器进入中央循环管后首先溶解在硝酸铵溶液中，然后 在溶液中进行中和反应，反应后生成的硝酸铵溶液沿中央循环管与反应器筒体 之间的环隙再循环进入中央循环管，使中和器内氨酸混合均匀，反应放出的热 量能被及时移走，可防止高浓度硝酸铵的局部聚集使局部过热而引发硝酸铵分 解，可避免高浓度硝酸对设备的强腐蚀作用，中和器使用寿命可达15年，可节约设备投资，而且操作弹性大，可在30%~130%负荷运行。由于强酸对硝铵 分解是一种催化剂，若在酸性条件下进行中和操作可能会引发硝铵的分解(尤 其是在如此高的温度和压力下)，因此本发明的工艺方法中将中和反应控制在 氨过量的条件下，使pH值控制在6 ~ 8。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果
1、 加压中和通过内循环式加压硝酸铵中和器，加上多种控制手段和安全 联锁系统(气氨过滤、温度控制、压力控制、pH值控制)，可以保证加压中和 反应的安全稳定运行。
2、 中和蒸汽具有较高的热焓值，因此适宜于硝铵生产过程中的各工艺需 求。除用作一段蒸发热源之外，还可作为一段蒸发抽真空喷射蒸汽、气氨加热、 中和冷凝液加热以及各溶液的保温等热源，能极大地节约外界蒸汽，以生产 1000kg熔融硝酸铵计，本发明工艺可节省蒸汽约350kg。
3、 本发明中和冷凝液处理采用独特的氨回收工艺，中和冷凝液送入氨回 收塔，与循环空气逆流接触，冷凝液中的氨被气提出来，经气提后的冷凝液中 基本上不含氨(氨含量接近0)，此部分气提后的工艺水经调整酸碱度后可作硝 酸吸收液用，多余部分送污水槽，经离子交换器处理后制得脱盐水和5Y。稀硝铵； 含有氨的循环气进入吸收段后与循环液中的硝^^应生成硝酸铵溶液，此硝酸 铵溶液可作为中和反应调节温度的冷凝液用。由此实现废物利用未对环境造成 污染。
图1为本发明的总体工艺流程示意图。
图2为本发明的中和反应工艺流程示意图。
图3为本发明的中和废水回收工艺流程示意图。图4为本发明的中和器导向分布器结构示意图。
图中标记为1-气氨分布器，2-硝酸分布器，3-内循环式加压硝酸铵中和 器，4-中央循环管，5-汽液分离室，6-气氨预热器，7-导向分配器，8-中和器 液位调节阀，9-中和高位闪蒸槽，10-熔融硝酸铵槽，ll-真空一段蒸发器(一 段蒸发)，12-稀硝槽，13-—蒸分离器，14-一蒸冷却器，15-稀硝铵泵，16-常 压热气气提降膜蒸发器，17-中和水冷器，18-中和废水泵，19-阳离子交换器， 20-阴离子交换器，21-氨回收塔，22-氨回收塔气提段，23-氨回收塔吸收段， 24-循环风机，25-循环液泵，26-循环液泵调节阀，27-稀硝酸铵回收液槽，28-回收泵，29-工艺7K槽，30-工艺水泵，31-工艺水冷却器，32-废水泵，33-预 蒸发器，34-长孔，35-导向斧反，36-封盖。
具体实施例方式
下面结合具体实施例对本发明作进一步的详细描述。 实施例
如图所示，本实施例的中和器为内循环式硝酸铵中和器，主要包括下筒体
的中和反应区和上筒体的汽液分离室两大部分，其中中和反应区内中央有一中 央循环管4，中央循环管4与中和器3下筒体之间有环隙，中央循环管4上端 设置有导向分配器7,该导向分配器是一个由长孔34、导向板35及封盖36构 成，中和反应区下方有硝酸分布器2和气氨分布器1。本实施例的氨回收塔为 具有"循环气提-稀硝酸洗涤"功能的氨回收塔，主要包括位于氨回收塔上部 的用于气提中和废水中游离氨气的气提段22,以及位于氨回收塔下段用于吸收 含氨空气中的吸收段23，气提段22上方设有气体分布器，气提段内设有填料。 本实施例的生产熔融硝酸铵的方法，包括以下步骤 (1)氨酸中和外界气氨经气氨压力调节阀减压至O. 5-0. 8MPa、 10。C 13。C，进入气氨 緩冲罐，在气氨緩冲罐分离除去夹带的液滴后，经气氨过滤器进一步除去气氨 所夹带的油雾，油雾低于3卯m的气氨进入气氨预热器6,被中和蒸汽预热至 7(TC ~100°C，经气氨流量调节阀调节流量为5100kg由气氨分布器1进入内循 环式加压硝酸铵中和器3的中央循环管4内；
由硝酸贮槽来的重量百分比浓度为53%~60%的硝酸，经硝酸泵升压至 0. 5 ~ 0. 8MPa，经硝酸流量调节阀调节流量为34000kg由硝酸分布器2进入中 央循环管4内；
气氨与硝酸在中央循环管4内充分混合，进行中和反应，生成硝酸铵并放 出大量的热，通过中和蒸汽压力调节阀控制中和反应的压力为0. 3-0. 4 MPa, 通过温度调节阀控制稀硝酸铵回收液的流量以控制中和反应温度为165°C ~ 185°C，通过硝酸流量调节阀控制硝酸的流量，控制中和反应的pH值为6~8， 通过中和器内部的内循环系统，反应放出的热量被及时移走；
反应生成的硝酸铵溶液被带入中和器上部的汽液分离室5,利用中和反应 热进行闪蒸，经气液分离后得到硝酸铵溶液，以及压力为0.3~0. 4MPa 、温度 160°C~185°C、 pH值7 10、 NH-N 2000 — 3000 mg/ ^3的中和蒸汽；
经汽液分离后得到的硝酸铵溶液，沿中央循环管4与中和器3下筒体之间 的环隙向下流动，再从中央循环管下端循环进入中央循环管，沿中央循环管内 上升，液面上升到中央循环管上端时，经导向分配器7的长孔33流出，液面 上升到气液分离室中和器液位调节阀8时，从中和器液位调节阀流出重量百分 比浓度为80%~86°/"压力为0.3~0.4MPa 、温度160。C ~ 185°C 、 pH值6 ~ 8 的硝酸铵溶液；
(2)蒸发浓缩
13所述压力为0. 3~0. 4MPa 、温度160。C ~185°C、 pH值7 10、 NH-N 2000 -3000 mg/ Nm3的中和蒸汽进入汽液分离室5顶部的除雾区，4吏夹带的硝酸铵被 拦截后出中和器3，经管道输送作为真空一段蒸发、气氨预热、中和冷凝液加 热、常压热气气提降膜蒸发过程空气加热、系统管道设备保温伴热等热源，所 述中和蒸汽的热能被利用后冷凝形成压力为0. 3 - 0. 4MPa、温度为30°C ~ 85°C 、 pH值为7-10、含NH-N 6000 10000mg/L的中和冷凝废水；
所述重量百分比浓度为80% ~ 86%、压力为0. 3 ~ 0. 4MPa 、温度为160°C ~ 185 。C 、 pH值6 ~ 8的硝酸铵溶液经中和器液位调节岡8进入中和高位闪蒸槽9 ， 减压至常压闪蒸；
经中和高位闪蒸槽9闪蒸后的稀硝酸铵溶液在重力作用下进入真空一段蒸 发器ll(简称一蒸)，在O. 05 - 0.07 MPa真空下，以中和蒸汽为热源，将稀硝 酸铵溶液浓缩成重量百分比浓度为92% - 95%的稀硝酸铵溶液，浓缩后的稀硝酸 铵溶液流入稀硝槽12，经稀硝酸铵泵15升压至1. 0 ~ 1. 5MPa后送入常压热气 气提降膜蒸发器16 (简称二蒸)，以压力为1. 3 ~ 1. 5MPa的蒸汽为膜蒸发热源、 以中和蒸汽作为气提气体加热热源，使稀硝酸铵溶液进一步提浓，由熔融硝酸 铵槽10获得重量百分比浓度> 99%的熔融硝酸铵产品；
常压热气气提降膜蒸发器16产生的废蒸汽经除雾器除去其中所夹带的液 滴后》文空；
中和高位闪蒸槽9闪蒸出的废汽去一蒸冷却器14,一蒸分离出的蒸发废汽 进入一蒸分离器13分离其中所夹带的液滴后进入一蒸冷却器14, 一蒸冷却器 14中的废汽冷却后形成温度为35°C、含NH-N 100~ 200mg/L的中和废水，与
各处中和蒸汽冷凝后形成的中和冷凝废水汇集于中和水冷器l7,形成温度为 60。C~80°C、 pH值为7 10、含NH-N 6000 ~ 10000mg/L的中和废水；
14(3)中和废水的处理与回收
中和水冷器17的中和废水经中和废水泵18升压至0. 3 ~ 0. 5MPa,进入氨 回收塔21的气提段22上部，在重力作用下经分布器分布后沿规整填料向下， 与由循环风机24送入的压力为100 110KPa、温度为70°C ~ 90°C的空气逆流 接触，进行气提，中和废水中的氨挥发进入气相，气提后获得温度为8(TC ~85 。C、 pH值为3~5、含NH-N < 200 mg/L的中和废水；
气提出的氨随空气从氨回收塔21塔顶带出，再随空气由循环风机24循环 泵入氨回收塔吸收段23下部，与来自硝酸泵的、由循环液泵25泵入的温度为 80°C ~ 90°C 、 pH值为2 ~ 6的从吸收段上部送入氨回收塔的硝酸逆流接触，空 气带入的氨被硝酸吸收生成硝酸铵溶液；
生成的硝酸铵溶液汇集于氨回收塔塔底，经补入适量中和废水控制硝酸铵 溶液重量百分比浓度为20%~ 50%后进入循环液泵25，升压至0. 2 ~ 0. 4MPa，由 调节阀26采出部分温度为80 ~ 9(TC、 pH值为3 ~ 7的硝酸铵溶液送入稀硝酸 铵回收液槽27,通过回收泵28加压送入中和器3，控制中和反应的温度；大 部分硝酸铵溶液随硝酸循环由循环液泵25泵入氨回收塔吸收段，以调节混合 溶液pH值为2~6;
经硝酸、硝酸铵混合溶液洗涤后不含氨的空气继续上升进入氨回收塔气提 段，由循环风机循环泵入氨回收塔；
经气提后的温度为80°C ~85°C、 pH值为3-5、含NH-N < 200 mg/L的中 和废水ii^工艺水槽29,由工艺水泵30升压至0. 2~0. 3MPa,经水冷却器31 降温至20°C ~ 35°C， 一部分送入硝酸界区作吸收;荅工艺用水， 一部分送入污水 槽，经阴阳离子交换器进行处理，先后经阳离子交换器19、阴离子交换器20 进行离子交换，阳离子交换器中装填有黑马牌XWA-08AB型改进性强酸性丙烯酸型阳离子交换树脂，阴离子交换器中装填有黑马牌XWA-08AB型改进性强碱 性苯乙烯型阴离子交换树脂，中和废水中的NH/被阳离子交换器中交换树脂上 带有的H+置换，NO^皮阴离子交换器中交换树脂上带有的0H—置换，出离子交换 器的水质达脱盐水标准送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；
当阴阳离子交换器中交换树脂吸附达饱和时，分别用重量百分比为2% ~ 5% 的冊03溶液、重量百分比为2%~7%的NH40H溶液对离子交换树脂进行再生，再 生后排出高NH-N废水(该废水中NH-N浓度高于进水的30-50倍)，经废水泵 32送入预蒸发器33，以中和蒸汽为热源，将所述高NH-N废水浓缩为20%的稀 硝酸铵溶液，送入稀硝酸铵回收液槽27，通过回收泵28加压后送入中和器3 被完全回收利用。
权利要求
1、一种加压中和生产熔融硝酸铵的工艺方法，包括以下步骤(1)氨酸中和压力为0.5～0.8MPa、温度为70℃～100℃的气氨，经气氨分布器进入中和器下部中和反应区的中央循环管内；重量百分比浓度为53％～60％的硝酸，经硝酸泵升压至0.5～0.8MPa，经硝酸分布器进入中和器下部中和反应区的中央循环管内；气氨与硝酸在中央循环管内充分混合，进行中和反应，生成硝酸铵并放出大量的热，氨酸中和反应的温度为165℃～185℃、压力为0.3～0.4MPa、pH值5～8；反应生成的硝酸铵溶液被带入汽液分离室，利用中和反应热进行闪蒸，经气液分离后得到硝酸铵溶液，以及压力为0.3～0.4MPa、温度160℃～185℃、pH值7～10、NH-N 2000～3000mg/Nm3的中和蒸汽；经汽液分离后得到的硝酸铵溶液，沿中央循环管与中和器下筒体之间的环隙向下流动，再从中央循环管下端循环进入中央循环管，沿中央循环管内上升，液面上升到中央循环管上端时，经导向分配器的长孔流出，液面上升到气液分离室中和器液位调节阀时，从中和器液位调节阀流出重量百分比浓度为80％～86％、压力为0.3～0.4MPa、温度165℃～185℃、pH值6～8的硝酸铵溶液；(2)蒸发浓缩所述压力为0.3～0.4MPa、温度160℃～185℃、pH值7～10、NH-N 2000～3000mg/Nm3的中和蒸汽从中和器上方流出，作为真空一段蒸发、气氨预热、中和冷凝液加热、常压热气气提降膜蒸发过程空气加热、系统管道设备保温伴热的热源，中和蒸汽冷凝后形成压力为0.3～0.4MPa、温度为30℃～85℃、pH值为7～10、含NH-N 6000～10000mg/L的中和冷凝废水；所述重量百分比浓度为80％～86％、压力为0.3～0.4MPa、温度160℃～185℃、pH值6～8的硝酸铵溶液经中和器液位调节阀进入中和高位闪蒸槽，减压至常压闪蒸；经中和高位闪蒸槽闪蒸后的稀硝酸铵溶液进入真空一段蒸发器，在0.05～0.07MPa真空下，以中和蒸汽为热源，将稀硝酸铵溶液浓缩成重量百分比浓度为92％～95％的硝酸铵溶液，浓缩后的硝酸铵溶液进入稀硝槽，经稀硝酸铵泵升压至1.0～1.5MPa后送入常压热气气提降膜蒸发器，以压力为1.3～1.5MPa的蒸汽为膜蒸发热源、以中和蒸汽作为气提空气加热热源，使硝酸铵溶液进一步提浓，由熔融硝酸铵槽获得重量百分比浓度≥99％的熔融硝酸铵；常压热气气提降膜蒸发器产生的废蒸汽经除雾器除去其中所夹带的液滴后放空；中和高位闪蒸槽闪蒸出的废汽去一蒸冷却器，一蒸分离出的蒸发废汽进入一蒸分离器分离其中所夹带的液滴后进入一蒸冷却器，一蒸冷却器中的废汽冷却后形成温度为35℃、含NH-N 100～200mg/L的中和废水，与中和冷凝废水汇集于中和水冷器，形成温度为60℃～80℃、pH值为7～10、含NH-N 6000～10000mg/L的中和废水；(3)中和废水的处理与回收中和水冷器的中和废水经中和废水泵升压至0.3～0.5MPa，从氨回收塔的上部气提段进入氨回收塔，与由循环风机送入的压力为100～110KPa、温度为70℃～90℃的空气逆流接触进行气提，中和废水中的氨挥发进入气相，气提后获得温度为80℃～85℃、pH值为3～7、含NH-N＜200mg/L的中和废水；气提出的氨随空气从塔顶带出，再随空气循环进入氨回收塔下部的吸收段，与来自硝酸泵的温度为80℃～90℃、pH值为2～6的从吸收段上部送入氨回收塔的硝酸逆流接触，空气带入的氨被硝酸吸收生成硝酸铵溶液；生成的硝酸铵溶液汇集于氨回收塔底，控制硝酸铵溶液重量百分比浓度为20％～50％后进入循环液泵，升压至0.2～0.4MPa，由调节阀采出部分温度为80～90℃、pH值为3～7的硝酸铵溶液送入稀硝酸铵回收液槽，通过回收泵送入中和器，控制中和反应的温度；大部分硝酸铵溶液随硝酸循环进入氨回收塔吸收段，以调节混合溶液pH值为2～6；经硝酸、硝酸铵混合溶液洗涤后不含氨的空气继续上升进入氨回收塔气提段；经气提后的温度为80℃～85℃、pH值为3～7、含NH-N＜200mg/L的中和废水进入工艺水槽，由工艺水泵升压至0.2～0.3MPa，经水冷却器降温至20℃～35℃，一部分送入硝酸界区作吸收塔工艺用水，一部分送入污水槽，经阴阳离子交换器进行处理，中和废水中的NH4+被阳离子交换器中交换树脂上带有的H+置换，NO3-被阴离子交换器中交换树脂上带有的OH-置换，出离子交换器的水送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；当阴阳离子交换器中交换树脂吸附达饱和时，分别用重量百分比为2％～5％的HNO3溶液、重量百分比为2％～7％的NH4OH溶液对离子交换树脂进行再生，再生后排出高NH-N废水送入预蒸发器，以中和蒸汽为热源，将所述高NH-N废水浓缩为重量百分浓度为20％的稀硝酸铵溶液，送入稀硝酸铵回收液槽，通过回收泵加压后送入中和器。
全文摘要
本发明公开了生产熔融硝酸铵的工艺方法，硝酸铵生产技术领域。本发明的工艺方法包括加压氨酸中和、蒸发浓缩、中和废水的处理与回收等步骤。加压中和通过使用内循环式加压硝酸铵中和器，加上多种控制手段和安全联锁系统(气氨过滤、温度控制、压力控制、pH值控制)，可以保证加压中和反应的安全稳定运行；中和蒸汽具有较高的热焓值，适宜于硝铵生产过程中的各工艺需求，能极大地节约外界蒸汽，以生产1000kg熔融硝酸铵计，本发明工艺可节省蒸汽约200kg；采用独特的氨回收工艺和离子交换系统处理废汽，可实现废物利用未对环境造成污染。
文档编号C01C1/00GK101538052SQ20091005876
公开日2009年9月23日 申请日期2009年3月31日 优先权日2009年3月31日
发明者刘朝慧, 张帮成, 彭明伟, 曾纪龙, 李国庆, 李志年, 李旭初, 熊兴和, 刚 王, 王明权, 谢加义, 郭志刚, 林 雷 申请人:四川金圣赛瑞化工有限责任公司;四川金象化工产业集团股份有限公司