本发明属于化工技术领域，具体是一种焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺。
背景技术：
目前，国内焦炉煤气脱硫脱氨主要有以氨为碱源的氨硫循环洗涤法(即AS法)和以氨为碱源的湿式氧化法(即HPF法)，参考文献是：栾振宇.AS法洗氨脱硫工艺与操作[J].河北化工，2010，33(5)：59-60；王建华，李帅.AS法煤气脱硫工艺的分析与改进[J].燃料与化工，2008，39(4)：49-50；崔小军，李广.HPF法脱硫工艺的应用与改进[J].燃料与化工，2007，38(3)：53-55；董延军，许道亮，郑先勇.焦炉煤气HPF法脱硫工艺的改进与应用[J].广州化工，2013，41(8)：183-184。生产实践表明，这两种工艺都存在不少问题。AS法煤气脱硫、净氨效果差(原因是脱酸蒸氨效果差，洗涤液量小)，一般煤气脱硫洗氨后含硫化氢约400-600mg/Nm3，含氨约100mg/Nm3，达不到指标要求，装置运行(五塔联运)生产管理要求高、氨资源(焚烧)没有利用。HPF法存在脱硫废液难处理、硫磺纯度低、再生塔尾气含氨量高、污染空气等问题，同时HPF法采用宝贵的硫酸生产了次等的化肥-硫酸铵，没有经济效益。因此，开发一种新的焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺势在必行。
技术实现要素：
针对现有技术的不足，本发明拟解决的技术问题是，提供一种焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺。该工艺在现有AS法的基础上，以焦炉煤气中的氨为碱源，含氨水溶液为介质，采用氨硫循环吸收、脱硫洗氨富液加压解吸再生工艺脱除焦炉煤气中的氨和硫化氢，同时利用系统余热作为热源的低压蒸氨塔处理剩余氨水，工艺中副产5～20％的氨水。工艺流程包括氨和硫化氢的吸收部分、氨和硫化氢的解吸部分和剩余氨水蒸氨部分。该工艺生产的净煤气能达到“焦化行业准入标准”的要求、工艺流程短、运行成本低、资源利用好、环保效益好。
本发明解决所述技术问题的技术方案是，提供一种焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺，其特征在于该工艺包括以下步骤：
(1)氨和硫化氢的吸收部分：吸收塔从下往上依次设置有脱硫段、洗氨段和碱洗段；温度为22～25℃、氨含量为6～8g/Nm3、硫化氢含量为6～8g/Nm3的焦炉煤气先进入吸收塔下部的脱硫段，与洗氨段出来的全部或部分富氨水以及解吸塔中部侧线采出的脱酸贫液逆流接触，脱除焦炉煤气中的硫化氢；脱除硫化氢之后的焦炉煤气进入吸收塔中部的洗氨段，与低压蒸氨塔塔釜的全部废水逆流接触，脱除煤气中的氨；当低压蒸氨塔塔釜全部废水的量不够时，补充解吸塔塔釜的废水，脱除煤气中的氨；在吸收塔的最上部设置有碱洗段，采用碱液吸收焦炉煤气中剩余的微量硫化氢，洗涤完成后的碱液分成两部分分别送往低压蒸氨塔的下部和解吸塔的下部，分解其中的固定铵盐；在碱洗段上部设置除沫器；由于水洗氨、氨水脱硫均为放热反应，为保持脱硫洗氨全过程的低温操作，在吸收塔的脱硫段和洗氨段均设置有冷却器，以使吸收塔处理后的焦炉煤气中的氨含量达到30mg/Nm3、硫化氢含量达到200mg/Nm3；氨和硫化氢的吸收部分中所述部分富氨水为全部富氨水质量的1/3-1/2；
(2)氨和硫化氢的解吸部分：将步骤1)中吸收了硫化氢和氨的富液用泵增压，增压后分为两部分，一部分为占总质量流量20～25％的冷富液，另一部分为占总质量流量75～80％的热富液，然后分别送往解吸塔；将不经预热的冷富液直接进入解吸塔顶部，以吸收解吸塔塔顶的酸性气体中的氨；将热富液分别与解吸塔釜液、解吸塔中部侧线采出的脱酸贫液进行换热至105～115℃，然后进入解吸塔中上部，解吸塔底设再沸器加热，热源为低压蒸汽，蒸汽的表压不低于1.0MPa；富液中的酸性气体从解吸塔塔顶逸出，送往下一工段；解吸塔中部侧线抽出含氨的混合气体，经过分缩器后被分成气液两相，然后经过闪蒸罐完成气液混合物的分离，气相再进入冷凝冷却器冷却，可制得浓氨水，从分缩器出来的凝液作为回流液送往解吸塔或低压蒸氨塔；同时，在解吸塔中部侧线采出一股脱酸贫液送回吸收塔脱硫段作为吸收液循环使用；解吸塔塔釜的废水除了部分用作洗氨水送往吸收塔洗氨段外，其余均去生化处理；解吸塔在表压为0.5～0.6MPa的压力下操作，解吸塔塔顶温度为50～65℃，脱酸贫液中的硫化氢含量维持在100ppm以下，解吸塔釜液中的硫化氢含量维持在50ppm以下，氨含量维持在150ppm以下；
(3)剩余氨水蒸氨部分：焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺中焦化剩余氨水采用低压蒸氨塔处理，解吸塔中部侧线采出的氨气经过分缩器的凝液或吸收塔洗氨段出来的部分富氨水也送往低压蒸氨塔处理；将占总质量流量20～25％的混合液经进料冷却器冷却至35～40℃进入低压蒸氨塔顶部，其余的混合液与低压蒸氨塔釜液换热至85～95℃进入低压蒸氨塔中上部，低压蒸氨塔采用再沸器间接加热方式，大部分热源为解吸塔塔釜的废水或解吸塔中部侧线采出的脱酸贫液，其余热源为低压蒸汽；低压蒸氨塔塔顶采出的酸性气体，送往下一工段；低压蒸氨塔中上部侧线采出含氨的混合气体，先后进入氨分缩器和冷凝冷却器冷却，可制得浓氨水，从氨分缩器出来的凝液作为回流液送往低压蒸氨塔；低压蒸氨塔塔釜的脱酸蒸氨废水先去给混合液预热，之后再经废水冷却器冷却全部送往吸收塔洗氨段；低压蒸氨塔在表压0.05～0.1MPa的压力下操作，塔顶温度为55～65℃，塔釜废水中的硫化氢含量维持在50ppm以下，氨含量维持在150ppm以下；剩余氨水蒸氨部分中的所述部分富氨水为全部富氨水质量的1/2-2/3。
步骤1)中所述碱液是浓度为5％～40％的氢氧化钠溶液。步骤2)中冷富液温度为23～27℃。
与现有技术相比，本发明有益效果在于：
(1)吸收塔碱洗段设置在洗氨段上方，原因是从洗氨段顶部出来的煤气中硫化氢含量较高，有利于洗氨过程。为了防止雾沫夹带，在碱洗段上方增加除沫器。
(2)解吸塔采用加压操作，可以增加氨和硫化氢的相对挥发度，使塔顶的酸性气体中带出的氨量大幅减少；增加送往脱硫段的脱酸贫液的氨水浓度，大幅度提高氨硫比，提高脱硫效率；使解吸塔塔釜的温度升高，进而使其液相中的铵盐尽量分解，并向气相转移。
(3)焦炉煤气中的氨基本全部从解吸塔中部侧线采出，并且氨气浓度较高，可制浓氨水，同时低压蒸氨塔中上部采出的浓氨气也可制浓氨水。此浓氨水可送往脱硫脱硝工段或外卖，可以提高整个工艺过程中的副产值。
(4)焦化剩余氨水进低压蒸氨塔蒸氨，塔釜采用再沸器间接加热方式，部分热源为解吸塔塔釜的废水或中部侧线采出的脱酸贫液，与解吸塔形成双效模式，充分节省能耗；其余热源为低压蒸汽。
(5)解吸塔和低压蒸氨塔都是通过再沸器使用蒸汽间接加热，不同于AS脱硫工艺的直接蒸汽加热，达到效果的同时，减少了大量废水排放，既减小了环保压力又节省了蒸汽用量，优势明显。
综上所述，本发明以氨为碱源、含氨水溶液为介质，采用氨硫循环吸收、再生脱除焦炉煤气中的氨和硫化氢的工艺不仅可以使吸收塔后焦炉煤气中的氨和硫化氢含量达到“焦化行业准入标准”的国家要求的排放标准；同时可以制得一定浓度的浓氨水送往脱硫脱硝工段或外卖，提高整个工艺过程中的副产值；最后可以大幅减少废水排放量，环保压力明显降低。再无脱硫液提盐、再生尾气净氨的烦恼，属环保型技术。
附图说明
图1是本发明焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺一种实施例的整体工艺流程图；
具体实施方式
下面给出本发明的具体实施例。具体实施例仅用于进一步详细说明本发明，不限制本申请权利要求的保护范围。
本发明提供了一种焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺(参见图1)，其特征在于该工艺包括以下步骤：
(1)氨和硫化氢的吸收部分：吸收部分的主要设备有吸收塔以及配套的换热器、储罐等。吸收塔从下往上由脱硫段、洗氨段和碱洗段组成。温度为22～25℃、氨含量为6～8g/Nm3、硫化氢含量为6～8g/Nm3的焦炉煤气先进入吸收塔下部的脱硫段，与吸收塔中部洗氨段出来的全部或部分富氨水(氨浓度为0.35～0.7％)以及解吸塔中部侧线采出的脱酸贫液(氨浓度为1.7～2.9％)逆流接触，通过氨和硫化氢在吸收塔内进行化学反应，达到脱除焦炉煤气中的硫化氢的目的；脱除硫化氢之后的焦炉煤气进入吸收塔中部的洗氨段，与低压蒸氨塔塔釜的全部废水(氨浓度100ppm以下)和解吸塔塔釜的部分废水(氨浓度150ppm以下)逆流接触，利用氨在水中的溶解度较大的原理脱除煤气中的氨；为了保证煤气中的氨含量达到指标，可以加大废水循环量，但是为了降低解吸塔的再沸器的热负荷，洗完氨后的富氨水一部分作为脱硫段吸收液，另一部分送往低压蒸氨塔再生。在吸收塔的最上部设置有碱洗段，采用浓度为20～30％的碱液(NaOH溶液)吸收焦炉煤气中剩余的微量硫化氢，洗涤完成后的碱液分成两部分分别送往解吸塔的下部和低压蒸氨塔的下部，分解其中的固定铵盐。为了减少碱液的夹带，在碱洗段上部设置除沫器。由于水洗氨、氨水脱硫均为放热反应，为保持脱硫洗氨全过程的低温操作，在吸收塔的脱硫段和洗氨段均设置有冷却器，以使吸收塔后的焦炉煤气中的氨含量达到30mg/Nm3、硫化氢含量达到200mg/Nm3。氨和硫化氢的吸收部分中所述部分富氨水为全部富氨水质量的1/3-1/2；
(2)氨和硫化氢的解吸部分：解吸部分的主要设备有解吸塔以及配套的换热器、储罐等。将步骤1)中吸收了硫化氢和氨的富液用泵增压，增压后分为两部分，一部分为占总质量流量20～25％的冷富液(23～27℃)，另一部分为占总质量流量75～80％的热富液，然后分别送往解吸塔；将不经预热的冷富液直接由塔顶进入解吸塔顶部，以吸收解吸塔塔顶的酸性气体中的氨；将热富液分别与解吸塔釜液、解吸塔中部侧线采出的脱酸贫液进行换热至105～115℃，然后进入解吸塔中上部，解吸塔底设再沸器加热，热源为低压蒸汽，蒸汽的表压不低于1.0MPa；解吸塔塔顶采出含硫化氢、二氧化碳的酸性气体(浓度在96％以上)，送往下一工段。解吸塔中部侧线抽出含氨浓度为9～16％的混合气体，经过分缩器后被分成气液两相，然后经过闪蒸罐完成气液混合物的分离，气相再进入冷凝冷却器冷却，可制得浓度为5～20％的浓氨水(作为副产品)，从分缩器出来的凝液作为回流液送往解吸塔或低压蒸氨塔。同时，在解吸塔中部侧线采出一股氨含量为1.7～2.9％的脱酸贫液送回吸收塔脱硫段作为吸收液循环使用。解吸塔塔釜的废水由于含盐较高，大部分去生化，剩余部分作为洗氨水送往吸收塔洗氨段。解吸塔在表压为0.5～0.6MPa的压力下操作，解吸塔塔顶温度为50～65℃，脱酸贫液中的硫化氢含量维持在100ppm以下，解吸塔釜液中的硫化氢含量维持在50ppm以下，氨含量维持在150ppm以下。在解吸塔中，分解固定铵盐所需的碱液(NaOH溶液)，来自吸收塔中的碱洗段。
(3)剩余氨水蒸氨部分：剩余氨水蒸氨部分的主要设备有低压蒸氨塔以及配套换热器、储罐等。焦炉煤气脱硫脱氨制备氨水工艺中焦化剩余氨水采用低压蒸氨塔处理，解吸塔中部侧线采出的氨气经过分缩器的凝液或吸收塔洗氨段出来的部分富氨水也送往低压蒸氨塔处理；将占总质量流量20～25％的混合液经进料冷却器冷却至35～40℃进入低压蒸氨塔顶部，其余的混合液与低压蒸氨塔釜液换热至85～95℃进入低压蒸氨塔中上部，低压蒸氨塔采用再沸器间接加热方式，大部分热源为解吸塔塔釜的废水或中部侧线采出的脱酸贫液，与解吸塔形成双效模式，充分节省能耗，其余热源为表压为0.5MPa的低压蒸汽。低压蒸氨塔塔顶采出含硫化氢、二氧化碳的酸性气体(浓度在85％以上)，送往下一工段。低压蒸氨塔中上部侧线采出含氨浓度为5％～7％的混合气体，先后进入氨分缩器和冷凝冷却器冷却，可制得浓度为5～20％的浓氨水(作为副产品)，从氨分缩器出来的凝液作为回流液送往低压蒸氨塔。低压蒸氨塔塔釜的脱酸蒸氨废水由于温度高且含盐量较少，先去给混合液预热，之后再经废水冷却器冷却全部送往吸收塔洗氨段。低压蒸氨塔在表压为0.05～0.1MPa的压力下操作，塔顶温度为55～65℃，塔釜废水中的硫化氢含量维持在50ppm以下，氨含量维持在150ppm以下。在低压蒸氨塔中，分解固定铵盐所需的碱液(NaOH溶液)，来自吸收塔中的碱洗段。剩余氨水蒸氨部分中的所述部分富氨水为全部富氨水质量的1/2-2/3。
本发明未述及之处适用于现有技术。