一种蒸氨脱酸生产无水氨的工艺的制作方法
【专利摘要】本发明公开了一种蒸氨脱酸生产无水氨的工艺。所述工艺包括步骤：吸收含硫化氢、含氨的煤气中的硫化氢和氨，得到洗涤后的煤气；和使洗涤后的富液通过蒸氨脱酸系统，得到无水氨；用含氨的脱硫贫液吸收硫化氢，所述含氨的脱硫贫液中氨与酸性组分的质量比为3.2-5.0:1；所述蒸氨脱酸系统在0.3-1.18MPaG压力下进行操作；所述酸性组分包括硫化氢、二氧化碳、氰化氢。
【专利说明】
一种蒸氨脱酸生产无水氨的工艺
技术领域
[0001]本发明涉及煤化工领域，尤其涉及一种煤气氨法脱硫中富液蒸氨脱酸生产无水氨的工艺。
【背景技术】
[0002]煤在低温干馏过程中，约有15% -35%的硫与氢化合生成硫化氢，大部分氮与氢化合生成氨。通常情况下，粗煤气中硫化氢含量为l_12g/m3，氨含量为2-13g/m3。煤气燃烧时，其中的硫化氢生成硫氧化物，随烟气排放造成大气污染。各国的环保法规对于工业燃料煤气，一般要求煤气中硫化氢含量控制在500mg/m3以下(德国为800mg/m3以下)。中国环保部《炼焦化学工业污染物排放标准(GB16171-2012)》要求燃烧焦炉煤气的烟气中二氧化硫排放浓度限值为50mg/m3，因此煤气中硫化氢含量应严格控制在200mg/m3以下。氨作为重要的化工基础原料，一般是通过合成来获得。合成氨的原料基本上是煤、石油和天然气，合成法生产氨存在投资大、操作费用高等缺点。
[0003]对于煤气中硫化氢的脱除，从使用的碱性吸收剂类型来划分，目前我国广泛采用三种工艺，即:(1)氨法脱硫工艺，以煤气中已存在的氨为吸收剂；(2)钠或钾法脱硫，以添加的氢氧化钠或氢氧化钾为吸收剂；(3) SULFIBAN法脱硫工艺，使用乙醇胺水溶液做吸收剂。
[0004]与其它两种脱硫工艺相比，氨法脱硫工艺因使用煤气中含有的氨作为吸收剂，在脱氨的同时脱除硫化氢。因无需外购其它碱性吸收剂，大大降低了生产成本。
[0005]现有氨法脱硫装置由洗涤和常压蒸氨脱酸系统组成，蒸氨脱酸系统在常压下操作，操作压力为0.03-0.05MPaG。在洗涤塔中用汽提水和脱硫贫液洗涤煤气，吸收煤气中的氨、硫化氢、二氧化碳和氰化氢等，生成脱硫富液。脱硫富液与剩余氨水混合后送到蒸氨脱酸系统进行解吸，解吸后的汽提水和脱硫贫液返回洗涤系统，解吸产生的酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)可制取硫酸或硫磺、产生的氨汽可制取硫铵或将其分解成为氮气和氢气的混合气体。
[0006]氨法脱硫工艺主要用于焦炉煤气脱除硫化氢，当煤气中硫化氢含量在4.5-6.5g/m3、氨含量在6-8g/m3的条件下是比较适宜的，洗涤后煤气中硫化氢含量一般为400-600mg/m3。该工艺于上世纪八十年代由德国引入中国，多年来一直没有进行实质性的改进。随着优质焦煤贮量减少和高硫煤的大量使用，很多冶金焦化等企业粗煤气中硫化氢含量已高达8-12g/m3，采用该脱硫工艺已经无法满足环保法规的相关要求。同时，该工艺产生的氨汽纯度较低，氨含量低于40 %，硫化氢等酸性杂质含量约10 %，不适于进一步加工成为高附加值产品。
[0007]因此，亟待对现有工艺进行技术提升和创新，使之适合中国国情，为大量企业所采用，使大气污染状况得以缓解，使宝贵的氨资源得到充分合理的使用。
【发明内容】
[0008]本发明旨在提供一种对于煤气中硫化氢含量高的也可以施行的脱硫生产无水氨的工艺。
[0009]本发明提供了一种蒸氨脱酸生产无水氨的工艺，包括步骤:吸收含硫化氢、含氨的煤气中的硫化氢和氨，得到洗涤后的煤气；和使洗涤后的富液通过蒸氨脱酸系统，得到无水氨；用含氨的脱硫贫液吸收硫化氢，所述含氨的脱硫贫液中氨与酸性组分的质量比为
3.2-5.0:1 ;所述蒸氨脱酸系统在0.3-1.1SMPaG压力下进行操作；所述酸性组分包括硫化氢、二氧化碳、氰化氢。
[0010]在另一优选例中，所述含氨的脱硫贫液是向脱硫贫液中加兑氨水或液态无水氨而得到。
[0011]在另一优选例中，蒸氨脱酸系统酸性气体温度为30-55°C使逸出酸性气体中氨含量在1% wt以下；所述酸性气体包括硫化氢、二氧化碳、氰化氢。
[0012]在另一优选例中，洗涤后的富液通过蒸氨脱酸系统产生的氨汽经分凝、干燥脱水和吸附除去杂质，得到纯度多99.8% wt的无水氨；凝缩器的操作压力为0.3-1.1SMPaG。
[0013]在另一优选例中，所述蒸氨脱酸系统包括脱酸塔、挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔。
[0014]在另一优选例中，所述挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔合并为一蒸馏塔；从蒸馏塔上部侧线抽出蒸汽作为脱酸塔的热源；从蒸馏塔中部侧线抽出汽提水，汽提水经冷却后返回洗氨塔洗涤煤气中的氨；在汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液以分解氨水中的固定铵盐；部分新蒸汽从汽提水侧线处直接进入蒸氨塔；和/或蒸馏塔塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。
[0015]在另一优选例中，所述脱酸塔、挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔合并为一解吸塔；从解吸塔上部侧线抽出氨汽；从解吸塔上部侧线抽出脱硫贫液，贫液经冷却后返回硫化氢洗涤塔洗涤煤气中的硫化氢；从解吸塔中部侧线抽出汽提水，汽提水经冷却后返回洗氨塔洗涤煤气中的氨；在汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液以分解氨水中的固定铵盐；部分新蒸汽从汽提水侧线处直接进入解吸塔；和/或解吸塔塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。
[0016]在另一优选例中，所述含硫化氢、含氨的煤气中硫化氢l_12g/m3、氨2_13g/m3。
[0017]据此，本发明提供了一种对于煤气中硫化氢含量高的也可以施行的脱硫生产无水氨的工艺。
【附图说明】
[0018]图1是本发明采用三塔序列加压蒸氨脱酸系统100脱硫及生产无水氨工艺流程图；图1中标号说明如下:
[0019]101-硫化氢洗涤塔；102_洗氨塔；103_脱酸塔；104_挥发氨蒸氨塔；105_固定铵蒸氨塔；106_再沸器；107_贫液冷却器；108_汽提水冷却器；109_贫液/富液换热器；110-汽提水/富液换热器；111_废水/富液换热器；112AB-凝缩器；113AB-分离器；114_吸附净化器；115-富液栗；116-氨水栗；117_贫液栗；118-汽提水栗119-废水栗；120_氨压缩机。
[0020]图2是本发明采用双塔序列加压蒸氨脱酸系统200脱硫及生产无水氨工艺流程图；图2中标号说明如下:
[0021]201-硫化氢洗涤塔；202-洗氨塔；203_脱酸塔；204_蒸氨塔；205_贫液冷却器；206-汽提水冷却器；207_贫液/富液换热器；208_废水/富液换热器；209_汽提水/富液换热器；210AB-凝缩器；211-氨汽冷凝器；212AB-分离器；213_氨水中间槽；214_吸附净化器；215-富液栗；216_氨水栗；217_贫液栗；218_废水栗；219_汽提水栗；220_氨压缩机。
[0022]图3是本发明采用单塔序列加压蒸氨脱酸系统300脱硫及生产无水氨工艺流程图；图3中标号说明如下:
[0023]301-硫化氢洗涤塔；302_洗氨塔；303_解吸塔；304_贫液冷却器；305_汽提水冷却器；306_废水/富液换热器；307_汽提水/富液换热器；308_贫液/富液换热器；309ABC-凝缩器；310ABC-分离器；311_吸附净化器；312_富液栗；313_氨水栗；314_废水栗；315_汽提水栗；316_贫液栗；317_氨压缩机。
【具体实施方式】
[0024]发明人经过广泛而深入的研究，发现可以通过使脱硫贫液中氨与酸性组分的质量比达到3.2-5.0，便可将洗涤后煤气硫化氢含量稳定控制在200mg/m3以下；另外使蒸氨脱酸系统在加压下操作，将更易于获得纯度高的馏分。在此基础上，完成了本发明。
[0025]具体地，本发明提供的对于煤气中硫化氢含量高的也可以施行的脱硫生产无水氨的工艺包括步骤:
[0026]第一步，洗涤过程:
[0027]使含硫化氢l_12g/m3、含氨2_13g/m3的煤气依次进入硫化氢洗涤塔和洗氨塔，用脱硫贫液和富氨水吸收硫化氢，用汽提水吸收氨；调整和控制脱硫贫液中氨与酸性组分(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)的质量比达到3.2-5.0 ;
[0028]第二步，蒸氨脱酸过程:
[0029]将主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分的脱硫富液用栗送到蒸氨脱酸系统；蒸氨脱酸系统的操作压力为0.3-1.1SMPaG ;
[0030]第三步，氨汽分凝、干燥脱水得到无水氨的过程:
[0031]将抽出的氨汽依次经过凝缩器冷却，并在分离器中分离出凝缩液，纯度可达97-99% wt，再经吸附净化器干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度^ 99.8% wt的气态无水氨；气态无水氨经氨压缩机压缩成为液态无水氨。
[0032]在一种实施方式中，上述第一步中涉及的硫化氢洗涤塔和洗氨塔都是在常压下操作的，洗涤温度22-24°C;洗涤后的煤气硫化氢含量在200mg/m3以下、氨含量在100mg/m3以下。
[0033]在一种实施方式中，上述第一步的洗氨塔底部的富氨水作为吸收液的一部分用氨水栗送到硫化氢洗涤塔顶部喷洒；硫化氢洗涤塔底部的脱硫富液主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分，用富液栗送到蒸氨脱酸系统。
[0034]在一种实施方式中，将少量上述第三步中得到的液态无水氨兑入脱硫贫液中，用以调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分质量比达到3.2-5.00该措施能够弥补煤气自身的氨含量不足。
[0035]本发明的上述第二步中涉及的蒸氨脱酸系统的设置有三种类型，包括单塔序列，即解吸塔；双塔序列，含有脱酸塔和蒸氨塔；和三塔序列，含有脱酸塔、挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔。
[0036]关于单塔序列:
[0037]在本发明的一种实施方式中，上述第二步使脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入解吸塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至150-160°C (优选154-1580C )后进入解吸塔。
[0038]在一种实施方式中，解吸塔底通入直接蒸汽加热，脱硫富液在解吸塔中被加热解吸。
[0039]在一种实施方式中，上述第二步中控制解吸塔塔顶温度为30-55 °C (优选38_42°C )，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)中氨含量能够达到1% wt以下。
[0040]在一种实施方式中，上述第二步从解吸塔上部侧线抽出脱硫贫液，用贫液栗依次送经贫液/富液换热器、贫液冷却器冷却到23-24°C后返回硫化氢洗涤塔。
[0041]在一种实施方式中，上述第二步从解吸塔中部侧线抽出汽提水，用汽提水栗依次送经汽提水/富液换热器、汽提水冷却器冷却到23-24°C后返回洗氨塔。
[0042]在一种实施方式中，上述第二步解吸塔底部废水用废水栗抽出，经过废水/富液换热器冷却后排出。解吸塔汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0043]在一种实施方式中，上述第二步解吸塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。这些蒸汽跨越管线保证解吸塔各部位有足够的热量供应，并调节上升气流中的氨含量。
[0044]关于双塔序列:
[0045]在一种实施方式中，上述第二步中脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入脱酸塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至150-160°C (优选150-154°C )后进入脱酸塔中部。脱酸塔操作压力为0.3-1.18MPaG (优选0.3-0.7MPaG)。富液在脱酸塔内被加热解吸，控制塔顶温度为30-55°C (优选35-40°C )，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)中氨含量能够达到1% wt以下。脱酸塔底部的热脱硫贫液用贫液栗抽出，一部分依次经过贫液/富液换热器、贫液冷却器冷却到23-24°C后返回硫化氢洗涤塔，其它部分送蒸氨塔。热脱硫贫液进入蒸氨塔上部，蒸氨塔操作压力为0.3-1.1SMPaG (优选0.3-0.7MPaG)。
[0046]在一种实施方式中，上述第二步蒸氨塔塔底通入直接蒸汽加热，贫液在蒸氨塔中被加热解吸。
[0047]在一种实施方式中，上述第二步从蒸氨塔上部侧线抽出的氨汽作为热源送到脱酸塔底部；从蒸氨塔中部侧线抽出汽提水，用汽提水栗依次送经汽提水/富液换热器、汽提水冷却器冷却到23-24°C后返回洗氨塔。
[0048]在一种实施方式中，上述第二步蒸氨塔底部废水用废水栗抽出，经过废水/富液换热器冷却后排出。蒸氨塔汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0049]在一种实施方式中，上述第二步蒸氨塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。这些蒸汽跨越管线保证蒸氨塔各部位有足够的热量供应，并调节上升气流中的氨含量。
[0050]关于三塔序列:
[0051]在一种实施方式中，上述第二步脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入脱酸塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至120-170°C (优选140-150°C )后进入脱酸塔中部。脱酸塔操作压力为0.3-1.1SMPaG。富液在脱酸塔内被加热解吸，控制塔顶温度为30-55°C (优选30-40°C)，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)中氨含量能够达到1% wt以下。脱酸塔底部的热脱硫贫液用贫液栗抽出，一部分依次经过贫液/富液换热器、贫液冷却器冷却后返回硫化氢洗涤塔，其它部分分别送挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔。
[0052]在一种实施方式中，上述第二步中热脱硫贫液进入挥发氨蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器间接加热。挥发氨蒸馏塔操作压力为〇.3-1.1SMPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔顶逸出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的汽提水用汽提水栗抽出， 依次经过汽提水/富液换热器、汽提水冷却器冷却后返回洗氨塔。
[0053]在一种实施方式中，上述第二步中热脱硫贫液进入固定铵蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器间接加热。固定铵蒸馏塔操作压力为0.3-1.1SMPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔侧线抽出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的废水用废水栗抽出，经过废水/富液换热器冷却后排出。固定铵蒸馏塔中加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0054]固定铵蒸馏塔塔顶逸出氨汽依次经过凝缩器冷却，并在分离器中分离出凝缩液， 纯度可达97-99% wt，再经吸附净化器干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8% wt的气态无水氨。氨汽分凝液可以回流到固定铵蒸馏塔塔内，也可以兑入脱硫富液中。
[0055]在第二步中无论采用哪种序列，关于上述第三步:
[0056]在一种实施方式中，上述第三步得到的氨汽分凝液可以回兑到到脱硫富液中。
[0057]在一种实施方式中，上述第三步中产生的氨汽经2-3级分凝后纯度可达97-99% wt，再经干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8% wt的无水氨。
[0058]上述第三步中，所述凝缩器的操作压力为0? 3-1.1SMPaG。
[0059]在一种实施方式中，上述第三步中得到的纯度多99.8% wt的液态无水氨可作为产品销售。
[0060]如本文所用，“富液”是指吸收了煤气中硫化氢和氨后的溶液。
[0061]如本文所用，“贫液”是指吸收煤气中硫化氢和氨之前的溶液。
[0062]下面结合图1进一步说明上述方法的一种【具体实施方式】:
[0063]如图1所示，含硫化氢l_12g/m3、含氨2_13g/m3的煤气依次进入硫化氢洗涤塔101 和洗氨塔102，用脱硫贫液和富氨水吸收硫化氢，用汽提水吸收氨。硫化氢洗涤塔和洗氨塔都是在常压下操作的，洗涤温度22-24°C。洗涤后的煤气硫化氢含量在200mg/m3以下、氨含量在100mg/m3以下。洗氨塔底部的富氨水作为吸收液的一部分用氨水栗116送到硫化氢洗涤塔顶部喷洒；硫化氢洗涤塔底部的脱硫富液主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分，用富液栗115送到蒸氨脱酸系统。
[0064]脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入脱酸塔103塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至120-170°C后进入脱酸塔中部。脱酸塔操作压力为 0.3-1.18MPaG。富液在脱酸塔内被加热解吸，控制塔顶温度为30-55°C，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)中氨含量能够达到1 % wt以下。脱酸塔底部的热脱硫贫液用贫液栗117抽出，一部分依次经过贫液/富液换热器109、贫液冷却器107冷却后返回硫化氢洗涤塔，其它部分分别送挥发氨蒸馏塔104和固定铵蒸馏塔105。
[0065]热脱硫贫液进入挥发氨蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器106间接加热。挥发氨蒸馏塔操作压力为0.3-1.18MPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔顶逸出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的汽提水用汽提水栗118抽出，依次经过汽提水/富液换热器110、汽提水冷却器108冷却后返回洗氨塔。
[0066]热脱硫贫液进入固定铵蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器106间接加热。固定铵蒸馏塔操作压力为0.3-1.18MPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔侧线抽出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的废水用废水栗119抽出，经过废水/富液换热器111 冷却后排出。固定铵蒸馏塔中加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0067]固定铵蒸馏塔塔顶逸出氨汽依次经过凝缩器112AB冷却，并在分离器113AB中分离出凝缩液，纯度可达97-99% wt，再经吸附净化器114干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8 % wt的气态无水氨。氨汽分凝液可以回流到固定铵蒸馏塔塔内，也可以兑入脱硫富液中。
[0068]气态无水氨经氨压缩机120压缩成为液态无水氨。纯度多99.8 % wt的液态无水氨可作为产品销售。
[0069]将少量液态无水氨兑入脱硫贫液中，调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分质量比达到3.2-5.0。这是调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分比值的重要技术措施，能够弥补煤气自身的氨含量不足。
[0070]本发明提到的上述特征，或实施例提到的特征可以任意组合。本案说明书所揭示的所有特征可与任何组合物形式并用，说明书中所揭示的各个特征，可以任何可提供相同、 均等或相似目的的替代性特征取代。因此除有特别说明，所揭示的特征仅为均等或相似特征的一般性例子。
[0071]本发明的主要优点在于:
[0072]1、本发明采用向脱硫贫液中加兑氨水或液态无水氨的方式，使贫液中氨与酸性组分比值可以根据煤气硫化氢含量变化而调整控制，从而保证煤气硫化氢含量稳定控制在 200mg/m3以下。与现有技术相比，煤气中硫化氢含量显著降低，可使燃烧产生的二氧化硫排放量减少50-65%，环境效益明显。
[0073]2、由于脱硫贫液中氨与酸性组分比值的可调整控制，使现有氨法脱硫工艺技术的应用更为广泛，粗煤气硫化氢含量的适用范围可以从4.5-6.5g/m3扩大为l-12g/m3,尤其适合我国高硫煤气企业采用，节省外购其它碱性吸收剂的费用，降低生产成本；本发明的氨水或液态无水氨回兑脱硫贫液的技术措施，为煤气脱除硫化氢提供了稳定的碱源保障，技术灵活可靠、成本低廉、经济适用。
[0074] 3、蒸氨脱酸系统的操作压力为0.3-1.1SMPaG，而现有技术的操作压力为 0.03-0.05MPaG。富液中各种主要组分(硫化氢、二氧化碳、氰化氢、氨、水)的气液平衡常数相差很大，因此，加压解吸更易于获得氨与酸性组分比值更高的脱硫贫液，与现有技术相比，贫液中氨与酸性组分比值能够提高30-65%，这将有助于提高煤气中硫化氢的吸收效率；。
[0075] 4、剩余氨水含氨量仅是脱硫富液含氨量的35-45%，采用含氨量低剩余氨水从顶部进入酸汽精馏段，有利于降低酸性气体的氨含量。
[0076] 5、控制脱酸塔顶产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)的温度为30_55°C， 酸性气体中氨含量能够达到1 % wt以下。相比现有技术，酸性气体中氨含量降低了 80-90%，有效资源的氨回收效益十分可观。
[0077] 6、本发明提供的工艺能够得到纯度多99.8% wt的无水氨，产品附加值很高，有较广泛的市场需求，经济效益显著。而现有技术常压解吸产生的氨汽分凝后，纯度只有40%左右，通常只能用于制取农用硫铵或将其分解成为氮气和氢气的混合气体，并且大大增加了氨处理工艺的建设费用和生产成本。
[0078] 7、本发明加压蒸氨脱酸系统的设置有三种类型，双塔序列和三塔序列主要适用于对现有生产装置的改造，以解决很多企业煤气硫化氢含量超标、氨产品纯度低品质差等问题。通过优化设计，能够最大程度地利用现有土建设施、设备、管道和仪表控制系统，改造费用低，具有较好的经济效益和社会效益。
[0079] 8、双塔序列的蒸氨塔可以从中部侧线抽出汽提水返回洗氨塔洗涤煤气中的氨，塔下部提馏段具有加入氢氧化钠分解固定铵的功能，塔下、中部设置的蒸汽跨越管线能够有效保证汽提水质量符合煤气洗氨要求。
[0080] 9、单塔序列的解吸塔可以从上部侧线抽出脱硫贫液返回洗涤塔洗涤煤气中的硫化氢；中部侧线抽出汽提水返回洗氨塔洗涤煤气中的氨；塔下部提馏段具有加入氢氧化钠分解固定铵的功能，塔下、中部设置的蒸汽跨越管线能够有效保证汽提水质量符合煤气洗氨要求。
[0081] 下面结合具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件或按照制造厂商所建议的条件。除非另外说明，否则所有的百分数、比率、比例、或份数按重量计。
[0082] 本发明中的重量体积百分比中的单位是本领域技术人员所熟知的，例如是指在 1〇〇毫升的溶液中溶质的重量。
[0083] 除非另行定义，文中所使用的所有专业与科学用语与本领域熟练人员所熟悉的意义相同。此外，任何与所记载内容相似或均等的方法及材料皆可应用于本发明方法中。文中所述的较佳实施方法与材料仅作示范之用。
[0084]实施例1(结合附图1)
[0085]如图1所示，含硫化氢6g/m3、含氨8g/m3的煤气依次进入硫化氢洗涤塔101和洗氨塔102，用脱硫贫液和富氨水吸收硫化氢，用汽提水吸收氨。硫化氢洗涤塔和洗氨塔都是在常压下操作的，洗涤温度22-24°C。洗涤后的煤气硫化氢含量在200mg/m3以下、氨含量在 100mg/m3以下。洗氨塔底部的富氨水作为吸收液的一部分用氨水栗116送到硫化氢洗涤塔顶部喷洒；硫化氢洗涤塔底部的脱硫富液主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分，用富液栗115送到蒸氨脱酸系统。
[0086]脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入脱酸塔103塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至148°C后进入脱酸塔中部。脱酸塔操作压力为0.4MPaG。富液在脱酸塔内被加热解吸，控制塔顶温度为35°C，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、 氰化氢等)中氨含量能够达到l%wt以下。脱酸塔底部的热脱硫贫液用贫液栗117抽出， 一部分依次经过贫液/富液换热器109、贫液冷却器107冷却到23-24°C后返回硫化氢洗涤塔，其它部分分别送挥发氨蒸馏塔104和固定铵蒸馏塔105。
[0087]热脱硫贫液进入挥发氨蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器106间接加热。挥发氨蒸馏塔操作压力为〇.45MPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔顶逸出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的汽提水用汽提水栗118抽出，依次经过汽提水/富液换热器 110、汽提水冷却器108冷却到23-24°C后返回洗氨塔。
[0088]热脱硫贫液进入固定铵蒸馏塔上部，塔底通入直接蒸汽或采用再沸器106间接加热。固定铵蒸馏塔操作压力为〇.45MPaG。贫液在蒸馏塔中被加热解吸，塔侧线抽出的氨汽作为热源通入脱酸塔底部；塔底的废水用废水栗119抽出，经过废水/富液换热器111冷却后排出。固定铵蒸馏塔中加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0089]固定铵蒸馏塔塔顶逸出氨汽依次经过凝缩器112AB冷却，并在分离器113AB中分离出凝缩液，纯度可达97-99% wt，再经吸附净化器114干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8% wt的气态无水氨。氨汽分凝液回流到固定铵蒸馏塔。
[0090]气态无水氨经氨压缩机120压缩成为液态无水氨。纯度多99.8 % wt的液态无水氨可作为产品销售。
[0091]将少量液态无水氨兑入脱硫贫液中，调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分质量比达到3.2-5.0。这是调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分比值的重要技术措施，能够弥补煤气自身的氨含量不足。
[0092]实施例2 (结合附图2)
[0093]如图2所示，含硫化氢8g/m3、含氨8g/m3的煤气依次进入硫化氢洗涤塔201和洗氨塔202，用脱硫贫液和富氨水吸收硫化氢，用汽提水吸收氨。硫化氢洗涤塔和洗氨塔都是在常压下操作的，洗涤温度22-24°C。洗涤后的煤气硫化氢含量在200mg/m3以下、氨含量在 100mg/m3以下。洗氨塔底部的富氨水作为吸收液的一部分用氨水栗216送到硫化氢洗涤塔顶部喷洒；硫化氢洗涤塔底部的脱硫富液主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分，用富液栗215送到蒸氨脱酸系统。
[0094]脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入脱酸塔203塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至152°C后进入脱酸塔中部。脱酸塔操作压力为0.5MPaG。富液在脱酸塔内被加热解吸，控制塔顶温度为38°C，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、 氰化氢等)中氨含量能够达到1% wt以下。脱酸塔底部的热脱硫贫液用贫液栗217抽出， 一部分依次经过贫液/富液换热器207、贫液冷却器205冷却到23-24°C后返回硫化氢洗涤塔，其它部分送蒸氨塔204。
[0095]热脱硫贫液进入蒸氨塔上部，蒸氨塔操作压力为0.55MPaG。蒸氨塔塔底通入直接蒸汽加热，贫液在蒸氨塔中被加热解吸。
[0096]从蒸氨塔上部侧线抽出的氨汽作为热源送到脱酸塔底部；从蒸氨塔中部侧线抽出汽提水，用汽提水栗219依次送经汽提水/富液换热器209、汽提水冷却器206冷却到 23-24°C后返回洗氨塔。
[0097]蒸氨塔底部废水用废水栗218抽出，经过废水/富液换热器208冷却后排出。蒸氨塔汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0098]蒸氨塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。这些蒸汽跨越管线保证蒸氨塔各部位有足够的热量供应，并调节上升气流中的氨含量。
[0099]蒸氨塔塔顶逸出氨汽依次经过凝缩器210AB冷却，并在分离器212AB中分离出凝缩液，纯度可达97-99 % wt，再经吸附净化器214干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8% wt的气态无水氨。氨汽分凝液回流到蒸氨塔。
[0100]气态无水氨经氨压缩机220压缩成为液态无水氨。纯度多99.8 % wt的液态无水氨可作为产品销售。
[0101]少量凝缩后的氨汽经过氨汽冷凝器211被冷却水间接冷却成为氨水，氨水流入氨水中间槽213。氨水中间槽的氨水兑入脱硫贫液中，调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分质量比达到3.2-5.0。这是调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分比值的重要技术措施，能够弥补煤气自身的氨含量不足。
[0102]实施例3 (结合附图3)
[0103]如图3所示，含硫化氢10g/m3、含氨12g/m3的煤气依次进入硫化氢洗涤塔301和洗氨塔302，用脱硫贫液和富氨水吸收硫化氢，用汽提水吸收氨。硫化氢洗涤塔和洗氨塔都是在常压下操作的，洗涤温度22-24°C。洗涤后的煤气硫化氢含量在200mg/m3以下、氨含量在100mg/m3以下。洗氨塔底部的富氨水作为吸收液的一部分用氨水栗313送到硫化氢洗涤塔顶部喷洒；硫化氢洗涤塔底部的脱硫富液主要含有氨、固定铵盐、硫化氢、氰化氢、二氧化碳、水、有机烃类等多种组分，用富液栗312送到蒸氨脱酸系统。
[0104]脱硫富液的一部分与剩余氨水汇合进入解吸塔303塔上部，其它富液分别与脱硫贫液、汽提水、废水换热升温至156°C后进入解吸塔。解吸塔操作压力为0.6MPaG。解吸塔底通入直接蒸汽加热，脱硫富液在解吸塔中被加热解吸。
[0105]控制解吸塔塔顶温度为40°C，使解吸产生酸性气体(硫化氢、二氧化碳、氰化氢等)中氨含量能够达到1 % wt以下。
[0106]从解吸塔上部侧线抽出脱硫贫液，用贫液栗316依次送经贫液/富液换热器308、 贫液冷却器304冷却到23-24°C后返回硫化氢洗涤塔。
[0107]从解吸塔中部侧线抽出汽提水，用汽提水栗315依次送经汽提水/富液换热器 307、汽提水冷却器305冷却到23-24°C后返回洗氨塔。
[0108]解吸塔底部废水用废水栗314抽出，经过废水/富液换热器306冷却后排出。解吸塔汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液，用来分解贫液中的固定铵盐，以保证塔底排出废水中的氨含量在200mg/L以下。
[0109]解吸塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。这些蒸汽跨越管线保证解吸塔各部位有足够的热量供应，并调节上升气流中的氨含量。
[0110]从解吸塔上部侧线抽出氨汽。氨汽依次经过凝缩器309ABC冷却，并在分离器 310ABC中分离出凝缩液，纯度可达97-99% wt，再经吸附净化器311干燥脱水和吸附除去油类和酸性组分等杂质，能够得到纯度多99.8% wt的气态无水氨。氨汽分凝液回兑到脱硫富液中。
[0111]气态无水氨经氨压缩机317压缩成为液态无水氨。纯度多99.8 % wt的液态无水氨可作为产品销售。
[0112]将少量液态无水氨兑入脱硫贫液中，调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分质量比达到3.2-5.0。这是调节和控制脱硫贫液中氨与酸性组分比值的重要技术措施，能够弥补煤气自身的氨含量不足。
[0113]以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并非用以限定本发明的实质技术内容范围，本发明的实质技术内容是广义地定义于申请的权利要求范围中，任何他人完成的技术实体或方法，若是与申请的权利要求范围所定义的完全相同，也或是一种等效的变更，均将被视为涵盖于该权利要求范围之中。
【主权项】
1.一种蒸氨脱酸生产无水氨的工艺，包括步骤:吸收含硫化氢、含氨的煤气中的硫化氢和氨，得到洗涤后的煤气；和使洗涤后的富液通过蒸氨脱酸系统，得到无水氨；其特征在于，用含氨的脱硫贫液吸收硫化氢，所述含氨的脱硫贫液中氨与酸性组分的质量比为3.2-5.0:1 ;所述蒸氨脱酸系统在0.3-1.1SMPaG压力下进行操作；所述酸性组分包括硫化氢、二氧化碳、氰化氢。2.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述含氨的脱硫贫液是向脱硫贫液中加兑氨水或液态无水氨而得到。3.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，蒸氨脱酸系统酸性气体温度为30-55°C使逸出酸性气体中氨含量在1% wt以下；所述酸性气体包括硫化氢、二氧化碳、氰化氢。4.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，洗涤后的富液通过蒸氨脱酸系统产生的氨汽经分凝、干燥脱水和吸附除去杂质，得到纯度多99.8% wt的无水氨；凝缩器的操作压力为 0.3-1.18MPaGo5.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，所述蒸氨脱酸系统包括脱酸塔、挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔。6.如权利要求5所述的工艺，其特征在于，所述挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔合并为一蒸馏塔。7.如权利要求6所述的工艺，其特征在于，从蒸馏塔上部侧线抽出蒸汽作为脱酸塔的热源；从蒸馏塔中部侧线抽出汽提水，汽提水经冷却后返回洗氨塔洗涤煤气中的氨；在汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液以分解氨水中的固定铵盐；部分新蒸汽从汽提水侧线处直接进入蒸氨塔；和/或蒸馏塔塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。8.如权利要求5所述的工艺，其特征在于，所述脱酸塔、挥发氨蒸馏塔和固定铵蒸馏塔合并为一解吸塔。9.如权利要求8所述的工艺，其特征在于，从解吸塔上部侧线抽出氨汽；从解吸塔上部侧线抽出脱硫贫液，贫液经冷却后返回硫化氢洗涤塔洗涤煤气中的硫化氢；从解吸塔中部侧线抽出汽提水，汽提水经冷却后返回洗氨塔洗涤煤气中的氨；在汽提水侧线下方加入一定量的氢氧化钠溶液以分解氨水中的固定铵盐；部分新蒸汽从汽提水侧线处直接进入解吸塔；和/或解吸塔塔下部至中部侧线有蒸汽跨越管线，中部侧线至上部侧线下方有蒸汽跨越管线。10.如权利要求1-9任一项所述的工艺，其特征在于，含硫化氢、含氨的煤气中硫化氢l_12g/m3、氨 2_13g/m3。
【文档编号】C10K1/10GK105984886SQ201510060747
【公开日】2016年10月5日
【申请日】2015年2月5日
【发明人】薛斌, 薛佳依
【申请人】薛斌