本發明屬于化工技術領域，具體是一種焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝。
背景技術：
目前，國內焦爐煤氣脫硫脫氨主要有以氨為堿源的氨硫循環洗滌法(即AS法)和以氨為堿源的濕式氧化法(即HPF法)，參考文獻是：欒振宇.AS法洗氨脫硫工藝與操作[J].河北化工，2010，33(5)：59-60；王建華，李帥.AS法煤氣脫硫工藝的分析與改進[J].燃料與化工，2008，39(4)：49-50；崔小軍，李廣.HPF法脫硫工藝的應用與改進[J].燃料與化工，2007，38(3)：53-55；董延軍，許道亮，鄭先勇.焦爐煤氣HPF法脫硫工藝的改進與應用[J].廣州化工，2013，41(8)：183-184。生產實踐表明，這兩種工藝都存在不少問題。AS法煤氣脫硫、凈氨效果差(原因是脫酸蒸氨效果差，洗滌液量小)，一般煤氣脫硫洗氨后含硫化氫約400-600mg/Nm3，含氨約100mg/Nm3，達不到指標要求，裝置運行(五塔聯運)生產管理要求高、氨資源(焚燒)沒有利用。HPF法存在脫硫廢液難處理、硫磺純度低、再生塔尾氣含氨量高、污染空氣等問題，同時HPF法采用寶貴的硫酸生產了次等的化肥-硫酸銨，沒有經濟效益。因此，開發一種新的焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝勢在必行。
技術實現要素：
針對現有技術的不足，本發明擬解決的技術問題是，提供一種焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝。該工藝在現有AS法的基礎上，以焦爐煤氣中的氨為堿源，含氨水溶液為介質，采用氨硫循環吸收、脫硫洗氨富液加壓解吸再生工藝脫除焦爐煤氣中的氨和硫化氫，同時利用系統余熱作為熱源的低壓蒸氨塔處理剩余氨水，工藝中副產5～20％的氨水。工藝流程包括氨和硫化氫的吸收部分、氨和硫化氫的解吸部分和剩余氨水蒸氨部分。該工藝生產的凈煤氣能達到“焦化行業準入標準”的要求、工藝流程短、運行成本低、資源利用好、環保效益好。
本發明解決所述技術問題的技術方案是，提供一種焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝，其特征在于該工藝包括以下步驟：
(1)氨和硫化氫的吸收部分：吸收塔從下往上依次設置有脫硫段、洗氨段和堿洗段；溫度為22～25℃、氨含量為6～8g/Nm3、硫化氫含量為6～8g/Nm3的焦爐煤氣先進入吸收塔下部的脫硫段，與洗氨段出來的全部或部分富氨水以及解吸塔中部側線采出的脫酸貧液逆流接觸，脫除焦爐煤氣中的硫化氫；脫除硫化氫之后的焦爐煤氣進入吸收塔中部的洗氨段，與低壓蒸氨塔塔釜的全部廢水逆流接觸，脫除煤氣中的氨；當低壓蒸氨塔塔釜全部廢水的量不夠時，補充解吸塔塔釜的廢水，脫除煤氣中的氨；在吸收塔的最上部設置有堿洗段，采用堿液吸收焦爐煤氣中剩余的微量硫化氫，洗滌完成后的堿液分成兩部分分別送往低壓蒸氨塔的下部和解吸塔的下部，分解其中的固定銨鹽；在堿洗段上部設置除沫器；由于水洗氨、氨水脫硫均為放熱反應，為保持脫硫洗氨全過程的低溫操作，在吸收塔的脫硫段和洗氨段均設置有冷卻器，以使吸收塔處理后的焦爐煤氣中的氨含量達到30mg/Nm3、硫化氫含量達到200mg/Nm3；氨和硫化氫的吸收部分中所述部分富氨水為全部富氨水質量的1/3-1/2；
(2)氨和硫化氫的解吸部分：將步驟1)中吸收了硫化氫和氨的富液用泵增壓，增壓后分為兩部分，一部分為占總質量流量20～25％的冷富液，另一部分為占總質量流量75～80％的熱富液，然后分別送往解吸塔；將不經預熱的冷富液直接進入解吸塔頂部，以吸收解吸塔塔頂的酸性氣體中的氨；將熱富液分別與解吸塔釜液、解吸塔中部側線采出的脫酸貧液進行換熱至105～115℃，然后進入解吸塔中上部，解吸塔底設再沸器加熱，熱源為低壓蒸汽，蒸汽的表壓不低于1.0MPa；富液中的酸性氣體從解吸塔塔頂逸出，送往下一工段；解吸塔中部側線抽出含氨的混合氣體，經過分縮器后被分成氣液兩相，然后經過閃蒸罐完成氣液混合物的分離，氣相再進入冷凝冷卻器冷卻，可制得濃氨水，從分縮器出來的凝液作為回流液送往解吸塔或低壓蒸氨塔；同時，在解吸塔中部側線采出一股脫酸貧液送回吸收塔脫硫段作為吸收液循環使用；解吸塔塔釜的廢水除了部分用作洗氨水送往吸收塔洗氨段外，其余均去生化處理；解吸塔在表壓為0.5～0.6MPa的壓力下操作，解吸塔塔頂溫度為50～65℃，脫酸貧液中的硫化氫含量維持在100ppm以下，解吸塔釜液中的硫化氫含量維持在50ppm以下，氨含量維持在150ppm以下；
(3)剩余氨水蒸氨部分：焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝中焦化剩余氨水采用低壓蒸氨塔處理，解吸塔中部側線采出的氨氣經過分縮器的凝液或吸收塔洗氨段出來的部分富氨水也送往低壓蒸氨塔處理；將占總質量流量20～25％的混合液經進料冷卻器冷卻至35～40℃進入低壓蒸氨塔頂部，其余的混合液與低壓蒸氨塔釜液換熱至85～95℃進入低壓蒸氨塔中上部，低壓蒸氨塔采用再沸器間接加熱方式，大部分熱源為解吸塔塔釜的廢水或解吸塔中部側線采出的脫酸貧液，其余熱源為低壓蒸汽；低壓蒸氨塔塔頂采出的酸性氣體，送往下一工段；低壓蒸氨塔中上部側線采出含氨的混合氣體，先后進入氨分縮器和冷凝冷卻器冷卻，可制得濃氨水，從氨分縮器出來的凝液作為回流液送往低壓蒸氨塔；低壓蒸氨塔塔釜的脫酸蒸氨廢水先去給混合液預熱，之后再經廢水冷卻器冷卻全部送往吸收塔洗氨段；低壓蒸氨塔在表壓0.05～0.1MPa的壓力下操作，塔頂溫度為55～65℃，塔釜廢水中的硫化氫含量維持在50ppm以下，氨含量維持在150ppm以下；剩余氨水蒸氨部分中的所述部分富氨水為全部富氨水質量的1/2-2/3。
步驟1)中所述堿液是濃度為5％～40％的氫氧化鈉溶液。步驟2)中冷富液溫度為23～27℃。
與現有技術相比，本發明有益效果在于：
(1)吸收塔堿洗段設置在洗氨段上方，原因是從洗氨段頂部出來的煤氣中硫化氫含量較高，有利于洗氨過程。為了防止霧沫夾帶，在堿洗段上方增加除沫器。
(2)解吸塔采用加壓操作，可以增加氨和硫化氫的相對揮發度，使塔頂的酸性氣體中帶出的氨量大幅減少；增加送往脫硫段的脫酸貧液的氨水濃度，大幅度提高氨硫比，提高脫硫效率；使解吸塔塔釜的溫度升高，進而使其液相中的銨鹽盡量分解，并向氣相轉移。
(3)焦爐煤氣中的氨基本全部從解吸塔中部側線采出，并且氨氣濃度較高，可制濃氨水，同時低壓蒸氨塔中上部采出的濃氨氣也可制濃氨水。此濃氨水可送往脫硫脫硝工段或外賣，可以提高整個工藝過程中的副產值。
(4)焦化剩余氨水進低壓蒸氨塔蒸氨，塔釜采用再沸器間接加熱方式，部分熱源為解吸塔塔釜的廢水或中部側線采出的脫酸貧液，與解吸塔形成雙效模式，充分節省能耗；其余熱源為低壓蒸汽。
(5)解吸塔和低壓蒸氨塔都是通過再沸器使用蒸汽間接加熱，不同于AS脫硫工藝的直接蒸汽加熱，達到效果的同時，減少了大量廢水排放，既減小了環保壓力又節省了蒸汽用量，優勢明顯。
綜上所述，本發明以氨為堿源、含氨水溶液為介質，采用氨硫循環吸收、再生脫除焦爐煤氣中的氨和硫化氫的工藝不僅可以使吸收塔后焦爐煤氣中的氨和硫化氫含量達到“焦化行業準入標準”的國家要求的排放標準；同時可以制得一定濃度的濃氨水送往脫硫脫硝工段或外賣，提高整個工藝過程中的副產值；最后可以大幅減少廢水排放量，環保壓力明顯降低。再無脫硫液提鹽、再生尾氣凈氨的煩惱，屬環保型技術。
附圖說明
圖1是本發明焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝一種實施例的整體工藝流程圖；
具體實施方式
下面給出本發明的具體實施例。具體實施例僅用于進一步詳細說明本發明，不限制本申請權利要求的保護范圍。
本發明提供了一種焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝(參見圖1)，其特征在于該工藝包括以下步驟：
(1)氨和硫化氫的吸收部分：吸收部分的主要設備有吸收塔以及配套的換熱器、儲罐等。吸收塔從下往上由脫硫段、洗氨段和堿洗段組成。溫度為22～25℃、氨含量為6～8g/Nm3、硫化氫含量為6～8g/Nm3的焦爐煤氣先進入吸收塔下部的脫硫段，與吸收塔中部洗氨段出來的全部或部分富氨水(氨濃度為0.35～0.7％)以及解吸塔中部側線采出的脫酸貧液(氨濃度為1.7～2.9％)逆流接觸，通過氨和硫化氫在吸收塔內進行化學反應，達到脫除焦爐煤氣中的硫化氫的目的；脫除硫化氫之后的焦爐煤氣進入吸收塔中部的洗氨段，與低壓蒸氨塔塔釜的全部廢水(氨濃度100ppm以下)和解吸塔塔釜的部分廢水(氨濃度150ppm以下)逆流接觸，利用氨在水中的溶解度較大的原理脫除煤氣中的氨；為了保證煤氣中的氨含量達到指標，可以加大廢水循環量，但是為了降低解吸塔的再沸器的熱負荷，洗完氨后的富氨水一部分作為脫硫段吸收液，另一部分送往低壓蒸氨塔再生。在吸收塔的最上部設置有堿洗段，采用濃度為20～30％的堿液(NaOH溶液)吸收焦爐煤氣中剩余的微量硫化氫，洗滌完成后的堿液分成兩部分分別送往解吸塔的下部和低壓蒸氨塔的下部，分解其中的固定銨鹽。為了減少堿液的夾帶，在堿洗段上部設置除沫器。由于水洗氨、氨水脫硫均為放熱反應，為保持脫硫洗氨全過程的低溫操作，在吸收塔的脫硫段和洗氨段均設置有冷卻器，以使吸收塔后的焦爐煤氣中的氨含量達到30mg/Nm3、硫化氫含量達到200mg/Nm3。氨和硫化氫的吸收部分中所述部分富氨水為全部富氨水質量的1/3-1/2；
(2)氨和硫化氫的解吸部分：解吸部分的主要設備有解吸塔以及配套的換熱器、儲罐等。將步驟1)中吸收了硫化氫和氨的富液用泵增壓，增壓后分為兩部分，一部分為占總質量流量20～25％的冷富液(23～27℃)，另一部分為占總質量流量75～80％的熱富液，然后分別送往解吸塔；將不經預熱的冷富液直接由塔頂進入解吸塔頂部，以吸收解吸塔塔頂的酸性氣體中的氨；將熱富液分別與解吸塔釜液、解吸塔中部側線采出的脫酸貧液進行換熱至105～115℃，然后進入解吸塔中上部，解吸塔底設再沸器加熱，熱源為低壓蒸汽，蒸汽的表壓不低于1.0MPa；解吸塔塔頂采出含硫化氫、二氧化碳的酸性氣體(濃度在96％以上)，送往下一工段。解吸塔中部側線抽出含氨濃度為9～16％的混合氣體，經過分縮器后被分成氣液兩相，然后經過閃蒸罐完成氣液混合物的分離，氣相再進入冷凝冷卻器冷卻，可制得濃度為5～20％的濃氨水(作為副產品)，從分縮器出來的凝液作為回流液送往解吸塔或低壓蒸氨塔。同時，在解吸塔中部側線采出一股氨含量為1.7～2.9％的脫酸貧液送回吸收塔脫硫段作為吸收液循環使用。解吸塔塔釜的廢水由于含鹽較高，大部分去生化，剩余部分作為洗氨水送往吸收塔洗氨段。解吸塔在表壓為0.5～0.6MPa的壓力下操作，解吸塔塔頂溫度為50～65℃，脫酸貧液中的硫化氫含量維持在100ppm以下，解吸塔釜液中的硫化氫含量維持在50ppm以下，氨含量維持在150ppm以下。在解吸塔中，分解固定銨鹽所需的堿液(NaOH溶液)，來自吸收塔中的堿洗段。
(3)剩余氨水蒸氨部分：剩余氨水蒸氨部分的主要設備有低壓蒸氨塔以及配套換熱器、儲罐等。焦爐煤氣脫硫脫氨制備氨水工藝中焦化剩余氨水采用低壓蒸氨塔處理，解吸塔中部側線采出的氨氣經過分縮器的凝液或吸收塔洗氨段出來的部分富氨水也送往低壓蒸氨塔處理；將占總質量流量20～25％的混合液經進料冷卻器冷卻至35～40℃進入低壓蒸氨塔頂部，其余的混合液與低壓蒸氨塔釜液換熱至85～95℃進入低壓蒸氨塔中上部，低壓蒸氨塔采用再沸器間接加熱方式，大部分熱源為解吸塔塔釜的廢水或中部側線采出的脫酸貧液，與解吸塔形成雙效模式，充分節省能耗，其余熱源為表壓為0.5MPa的低壓蒸汽。低壓蒸氨塔塔頂采出含硫化氫、二氧化碳的酸性氣體(濃度在85％以上)，送往下一工段。低壓蒸氨塔中上部側線采出含氨濃度為5％～7％的混合氣體，先后進入氨分縮器和冷凝冷卻器冷卻，可制得濃度為5～20％的濃氨水(作為副產品)，從氨分縮器出來的凝液作為回流液送往低壓蒸氨塔。低壓蒸氨塔塔釜的脫酸蒸氨廢水由于溫度高且含鹽量較少，先去給混合液預熱，之后再經廢水冷卻器冷卻全部送往吸收塔洗氨段。低壓蒸氨塔在表壓為0.05～0.1MPa的壓力下操作，塔頂溫度為55～65℃，塔釜廢水中的硫化氫含量維持在50ppm以下，氨含量維持在150ppm以下。在低壓蒸氨塔中，分解固定銨鹽所需的堿液(NaOH溶液)，來自吸收塔中的堿洗段。剩余氨水蒸氨部分中的所述部分富氨水為全部富氨水質量的1/2-2/3。
本發明未述及之處適用于現有技術。