解吸塔及蒸氨塔的改造与计算
唐伯国林长青张振欧黄洁
(天津博隆塔器新技术开发有限公司300193)我国目前尿素装置多采用水溶液全循环法生产工艺。在生产过程中会形成一定数量的含NH35%～8%的稀碳铵液,浓度太低不能利用,直接排放既污染环境又损失氨。国家废液排放标准中要求含NH3≤0.07%(质量百分数,下同),随着人们对环保要求的重视,有些地方排放废水中含氨量要求指标更低。利用解吸塔将碳铵液中残余的氨和CO2解吸出来,返回吸收系统,既提高氨的利用率,又可使排放废水达到排污标准。
这样对解吸塔的基本要求是:
(1)解吸后的排放废液应尽量少地含氨,降低氨耗,减小污染。
(2)解吸后塔顶的解吸气要返回系统,含水量应尽量少,有利于实现系统水平衡。
近年来,世界能源供应日益紧张,节能降耗已成为主要发展方向,从合成氨尾气中回收有价值的气体并加以综合利用,已成为人们普遍关心的问题。合成尾气主要由两部分气体组成:合成放空气和液氨贮槽弛放气,其组分与生产操作有关。合成氨厂将其中的氨清洗后制成稀氨水,氨水浓度一般在15%,再利用蒸氨塔将稀氨水汽提得到99%以上的浓氨,使氨得到充分回收。同时蒸氨塔塔底排放液也要达到排放标准,不会影响环境。
多年来我公司与各合成氨生产厂协作,完成了多项解吸塔与蒸氨
塔的技改工作。本文将以解吸塔和蒸氨塔的各一个改造实例,介绍它们的模拟计算工作,并对相关的问题提出分析意见。
1解吸塔
某生产厂家原解吸塔为DN800,操作压力为0.35MPa,处理量较小,塔釜液出口含NH3指标为0.08%,不能达到国家的废液排放标准。为了增大处理量并能够达到国家的排放标准,该厂决定新增1台解吸塔,委托我公司进行设计。解吸液组分为:NH36.0%、CO20.99%、尿素0.94%,要求处理量为20～25m3/h、排放废液中含NH3≤0.03%。对该塔进行了详细计算,最终确定设计方案,塔径为 1000、所选用的填料为规整填料。开车后操作稳定,解吸塔塔顶解吸气中含NH3为35%,返回系统,塔底排放废液中含NH3为0.023%,满足设计要求。
1.1工艺流程
(1)较早期的解吸塔工艺流程如图1所示。
图1较早期的碳铵解吸塔工艺流程示意图图2经改进的碳铵解吸塔
工艺流程示意
解吸液在解吸换热器与塔底的废液换热后进入解吸塔塔顶,底部通入汽提用蒸汽,此蒸汽多由再沸器提供,塔底达标废液排放,塔顶出来的解吸气进入解吸冷凝器,出冷凝器的气相返回系统,液相去贮槽。
(2)经改进的解吸塔工艺流程如图2所示,解吸液仍由塔顶加入。图2和图1的区别主要是塔顶冷凝出来的液相不去贮槽,而是作为塔的回流进入塔顶。
(3)目前还有1种流程,它的碳铵解吸液进塔位置与流程图2不同,改塔顶进料为塔中部进料,将精馏原理应用到解吸塔中,增加一段精馏段。
为了对以上3种不同的解吸塔流程作出比较,本文运用多级模拟计算方法对它们分别给出计算结果,并进行讨论。
1.2模拟计算结果
对于3种流程的计算条件都定为:解吸液组分:NH36.0%、CO20.99%、尿素0.94%,处理量为25m3/h,进料温度115℃,回流液温度120℃,要求废液含NH3为0.02%。均取理论塔板数17,对于有精馏段的计算,进料位置在顶数第四块板。计算结果见表1。
表1解吸塔3种流程方案的比较
由表1可见,在同样塔釜排液含NH3200×10-6的情况下:
(1)无回流流程虽然能耗最小,但通过PRO-Ⅱ模拟计算,塔顶冷凝水中含NH3达5.28%,与进液含氨浓度相差不大。这部分稀氨水在工艺流程中如何处理仍然是个问题,可见这个流程不尽合理。
(2)流程2和流程3塔顶以气相排出,大部分含氨冷凝水均回流入塔,但这又会导致塔釜的蒸汽耗量有所增加。
(3)流程3比流程2的能耗更大些,其主要原因是因为流程3比流程2进料点至塔釜的填料段较低,所以为保证塔釜液含NH3达到200×10-6,只有加大汽提量,从而导致流程3能耗大。
由此,推荐在解吸塔中采用流程2较好,没有必要采用流程3设计。
1.3解吸塔计算解吸过程是吸收的逆过程,除了温度、压力及物性的影响外,气液间的接触状态也起着重要作用。加入的稀氨水与塔底上升的水蒸气通过填料表面接触,不断进行传质和传热作用,使液相中的氨和CO2不断进入气相,实现解吸,并使排放废液达到环保要求。我们选比表面积较大的BL-3.5#Y规整填料,通过填料表面,使气液在填料内得到充分接触,强化了传热和传质。
解吸塔的填料高度(即理论塔板数)和塔径直接相关,可有不同的组合方案,这与设备费(填料体积等)和操作费(蒸汽消耗等)直接有关,原则上可以找出较优方案。方案的计算结果(塔径计算中液泛率均取为60%)见表2。
表2不同理论板数时流程2塔径的比较
由表2可见,当理论塔板数控制在13至19时,填料塔均能够满足设计要求,塔釜液中含NH3为0.02%。同时当理论塔板数增加时,塔径减小,蒸汽消耗及塔顶冷凝负荷也明显减小。计算还表明原塔径DN800时,欲达到塔底排放标准,需要很多的理论塔板数,原塔的高度无法满足这一要求。经综合比较,此塔的改造方案定为填料高度取为17块理论板,塔径 1000,塔的高度也为厂方所接受。
2蒸氨塔
某厂对合成氨尾气进行净化洗涤,为了回收洗涤液中的氨,并把回收的氨直接加以利用。委托我公司改造1台蒸氨塔,塔径DN600,稀氨水温度75℃,含NH3为15.42%,经进、出物料换热器后,温度升至150℃,进入蒸氨塔中部。操作压力1.9MPa,蒸氨塔塔底部通入过热蒸汽(压力2.2MPa、温度320℃)。要求蒸氨塔塔顶气含NH3≥99.8%,可直接作为其它产品的原料,塔底废液中含NH3<200×10-6,可直接排放。
2.1工艺流程
自清洗塔来的稀氨水经塔底蒸馏塔进、出料换热器与塔底排出的液体换热后,进入蒸氨塔中部,过热蒸汽自塔底吹入,塔釜液可达到排放标准直接排放,也可循环去吸收塔顶作为吸收液继续使用,从塔顶蒸
出的高浓度氨出塔顶冷凝器后,温度67℃、达到含NH3≥99.8%的气氨去氨气总管,可作为其它产品的原料,液相回流入塔,原工艺流程示意图见图3。
图3蒸氨塔流程示意图
由图3可见,此即为以上讨论的3种流程中的流程3,它类似于精馏塔,中间进料,塔体分精馏和提馏两段,塔顶有回流。确定这一流程是因为蒸氨塔的塔顶和塔釜均有质量要求,上述之解吸塔并无塔顶质量要求,采用流程2就可以满足塔釜的排液标准了。
2.2蒸氨塔的计算结果通过
PRO-Ⅱ模拟计算,入料量一定时变化不同的理论塔板数,且保证塔顶出口气中含NH399.8%,塔底出口液含NH3≤200×10-6,可以发现,蒸汽用量在理论塔板数>21块时变化较小,同时根据厂方对塔高的要求,理论塔板数取21块板、精馏段8块板、提馏段12块板。填料选用比表面积较大的规整填料———鞍环板波纹填料BLA-2#Y,DN600塔可以通过,液泛率为50%,仍有一定扩产裕度。填料高度定为20m。
液体及气体的分布采用与规整填料相匹配的槽盘式气液分布器及槽式分布器。工艺计算结果见表3。
表3工艺计算参数
2.3单塔蒸氨与双塔蒸氨的比较
有些蒸氨塔的处理量比较小,塔径也就较小,但理论塔板数即填料高度较高,这样就形成一个又细又高的塔。厂方希望塔高能够矮一些,所以将单塔蒸馏流程改为双塔串联分离流程,见图4。我们就这一流程也进行了多级计算,双塔塔底、塔顶指标与单塔相同。
图4蒸氨塔双塔流程示意图
蒸氨塔双塔流程的特点不是简单地将1个高塔改为较矮的2个塔,然后串联起来,它是2个独立的蒸氨塔串联,两塔底部的排出液中氨含量均达到排放标准,当塔1顶部出气达到一定氨浓度,进入塔2继续蒸氨增浓至99.8%。由于塔2负荷减轻了,它的塔径较塔1要小。单塔和双塔两种流程的计算结果参见表4(其中各塔液泛率均为50%)。
表4蒸氨塔单塔与双塔的比较
由表4可见,要同时满足塔底排液和塔顶出气的质量要求,双塔的总理论板数比单塔的要多,但两塔高度可以降低,同时塔径也均较小些,这是这种双塔流程的特点。显然,双塔流程中的2个塔可以也有不同组合,如果适当调整回流比,原则上可使双塔的总体积(即塔径和理论板数的乘积)稍小于单塔流程。但它结构复杂,附属装置增加,热负荷上升,从投资上并不很合算。
4结语
(1)解吸塔和蒸氨塔均属氨水汽提的解吸过程,由于解吸塔只要求
塔底排液质量,它可采用塔顶进料有回流的流程。而蒸氨塔塔顶和塔釜均有质量要求,它应采用中部进料有回流的流程。
(2)通过以上两个改造实例的计算,分别对其塔径、理论板数进行比较,得出了较优的改造方案
JR型合成塔内件长周期运行经验总结范银铃程桂花(河北省石油化工建设工程质量监督站石家庄050065)
0前言
石家庄正元化肥有限公司(原河北省灵寿县化肥厂)目前合成氨生产能力7万t/a,原 800合成塔内件使用过程中压力高于30MPa,放空量大、能耗高、塔温不好控制。为此,1996年7月更换为石家庄正元高效塔器开发公司生产的JR型 1000矮塔内件,其它保留原 800配置,于1996年8月投入运行,内件触媒填充量为17.7t,合成氨最高日产为236t。自投入运行以来连续生产4年未更换过触媒,2000年5月更换一段触媒1次,更换触媒1.6t;2003年5月更换一段及少量二段触媒1次,更换触媒2.1t。内件自投入生产至今,三、四段触媒已连续运行7年,目前仍在高效运行,累计生产合成氨32万t,吨触媒已生产合成氨1.5万t。据有关专家预测,该合成塔内件及三、四段触媒仍可继续使用5年,为企业创造了较好的经济效益。
1合成塔内件结构及合成系统工艺流程
(1)JR型 1000合成塔内件结构。触媒分为4段,一、二段间采用冷激方式,冷热气体直接混合换热;三、四段触媒采用列管换热器移走反应热,换热器可以整体吊出。合成塔内件气体流向:含NH32%～
3%的入塔气首先经塔前预热器预热至100～120℃后,通过主线从塔顶入塔,经内件与外筒的环隙下行,同时保证外筒壁温度不超过180℃,然后进入下部换热器加热至360～400℃,经上中心管进一段触媒入口。另外3股气体分别经3条副线入塔,可分别调节各段触媒层的温度。2条副线在塔顶,其中一股由塔顶直接进入内件的小盖下部的气体分布器,调节零米温度;另一股从上部换热器的下降管进入该换热器的管间,用以冷却管内的一段出口气体,调节二段触媒温度,管间被加热的气体通过上升管返回一段入口。来自中心管的主气流与来自2个塔顶副线的
1 设 计 任 务 书 1.1设计任务 年产70万吨焦碳的焦化厂蒸氨工段的设计。 1.2设计的基础资料 1.2.1 工艺计算主要依据 煤气产率 340Nm 3/t 干煤 氨产率（挥发氨） 0.3% 初冷器后煤气温度 30℃ 剩余氨水中氨含量 3.5g/l 2 概述 剩余氨水是煤焦化工业中焦化废水的主要来源，其中含有大量的挥发氨和固定胺盐，严重影响了生化工段的废水处理结果，因此蒸氨工艺是焦化废水处理工艺的第一环节，同时还在为脱硫工段提供碱源的过程中起重要作用，因此蒸氨系统的稳定运行直接影响到生化工段出水指标及脱硫工段的脱硫效果。鼓冷工段昌盛的大量剩余氨水与蒸氨塔底废水换热后，进入到蒸氨塔中开始蒸馏，蒸氨塔底部通入饱和水蒸汽，以提供蒸氨所需热量及氨气载体，蒸出的大量氨气与水蒸气混合气体从塔顶分缩器出来后，去往脱硫工段，塔底废水在与剩余氨水、冷却水连续换热后，去往盛化工段进行水处理，同时在蒸氨过程中，需要在剩余氨水中加入一定量的液体氢氧化钠，以促进剩余氨水中固定铵盐的分解，保证蒸氨效果。 3蒸氨工段设备的计算 3.1 蒸氨塔的计算 3.1.1 基本数据的确定 ①原始数据：煤气总量 35000Nm 3 进料温度 50℃ 分凝器后产品浓度 10% 塔顶温度 102℃ 塔顶压力 14.7MPa 塔底温度 105℃ 塔底压力 34.3MPa 回流温度 90℃ 进料浓度 3.5 g/h 经计算得 进料量F 及浓度X F F = 12.63 t/h %35.0%10063 .12105.363.123 =???=-F X 参考《炼焦化学品回收与加工》附表5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽内的含量为Y 1 = 3.5% ② 氨分缩器后成品氨气浓度的确定 X D = 10%,设在蒸氨塔里的氨回收率99%，则氨为: 99%×12.63×3.5×103-/1000≈43.75kg/h 或54.51h Nm /3 氨气混合物 D = 43.75÷10% = 437.5 kg/h
焦化厂硫铵工段安全技术操作规程 一、工艺流程 1、硫铵工序 由冷鼓送来的煤气，经蒸汽预热后，进入喷淋式饱和器的上段喷淋室，在此分两股沿饱和器内壁与内除器的环形空间流动，并循环的母液充分接触，氨被吸收后煤气合并成一股，沿切线方向进入饱和器内除酸器，分离煤气中夹带的酸雾，后送往粗笨工段。 在饱和器下端结晶室上部的母液，用循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵结晶过程。 饱和器在生产时母液中不断有硫铵结晶生产，由上段喷淋室内的降液管流至下段结晶室的底部，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶沉降，然后排放至离心机内进行离心分离，滤除母液并用热水洗涤结晶，离心滤除的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流同饱和器下段的母液中。 从饱和器满流口溢流出的母液，通过插入液封内的满流管流入满流槽，满流槽内的母液用小母液泵送至饱和器顶部用于二次喷洒洗铵之用。 买来的硫酸、放入硫酸地下槽后，用液下泵打往硫酸贮槽，在通过硫酸泵打往高位槽，然后自流加入满流槽，当硫酸高位槽的液位高时，可满流回硫酸贮槽，在定期用泵打往高位槽以作补充之用。
饱和器定期补水，并用水冲洗饱和器，所形成的大量母液即由满流槽至母液贮槽，用于给饱和器补液用。 带入母液中的焦油，在饱和器上段喷淋室内由满流口满流至满流槽，在饱和器下段结晶上部由焦油排出口排出至满流槽，满流至母液贮槽，定期捞出。 当硫酸高位槽的液位高时，可满流硫酸贮槽，再定期用泵送回高位槽以作补充。 从离心机卸出的硫铵产品，由螺旋输送机送至沸腾式干燥器，进行干燥后进入储料斗，，然后称量，推包，封袋，送入成品库，干燥冷却器顶部排出的尾气，经旋风分离，再经过水浴器过滤洗涤尾气中夹铵颗粒，由排风机排至大气。 2、蒸铵工序 从萃取脱酚工段来的剩余氨水首先进入氨水贮槽，然后由氨水泵送入换热器预热至约90℃在进蒸氨塔顶，氨水在塔内逐级而下与蒸汽反复接触使NH3转移到汽相中，最后从塔底排入废水槽再次分离重油，废水泵从废水槽中把温度较高的废水送入换热器与氨水进行热交换，温度降低后的废水通过管道送往生化站作进一步的处理后排放，或送往熄焦池熄焦。 a、碱液流程 买来的碱液首先存入液碱槽，通过碱液泵打往高位槽，在通过调节阀，流量计自流入氨水泵吸入管道内，碱液与氨水在管道和泵中混合反应使固定氨转化为游离NH3以便在蒸
参数的选择对汽轮机内效率浅析 原创：孙维兵连云港碱厂22042 摘要：简要叙述电力和工业用汽轮机的内效率，以及蒸汽初、终参数选择对对全厂能耗的影响。 关键词：汽轮机内效率蒸汽参数能耗 一、汽轮机内效率 1、背压汽轮机数据模拟本表来源某碱厂6000kw背压机组，带下划线的为表计显示值。其他为计算或模拟值。
本机组型号B6－35 /5，设计蒸汽压力℃，排汽压力。设计内效率%。 由于蒸汽和喷管叶片的磨擦生热，被蒸汽吸收后汽温提高，在下一级得到利用，机组级数越多，利用次数越多，总内效率有所提高。热机内效率η＝100％×实际焓降÷理想焓降，汽轮机的内效率表示的是设计的汽轮机组的完善程度，相当于存在的所有不可逆损失的大小，即实际利用的焓降与理论上能达到的焓降的比值。 严济慈说：“所费多于所当费，或所得少于所应得，都是一种浪费”。提高热机的热效率的方法有二种，一是提高高温热源的温度，二是降低低温热源即环境的温度；低温热源变化较小，因此提高蒸汽初温和初压就成为提高机组的热效率的途径。相对地，提高热机的内效率则基本上只有一种方法，即设计更完善的机组使汽机内部各种不可逆损失减少到最少。 从热力学第二定律上看，冷源损失是必不可少的，如果用背压抽汽供热机组，它是将冷源损失算到热用户上，导致所有背压热效率接近100%，但内效率差距仍然很大。 2、纯碱行业真空透平机、压缩透平机和背压汽轮机相对内效率比较
各个背压供热机组热效率都接近100%，但汽耗率分别为、、、kg/kwh，即消耗同样多的蒸汽量发出的电能有大有小。小容量汽轮机的汽封间隙相对较大，漏汽损失较大，同时由于成本投资所限，汽轮机级数少，设计的叶型也属早期产品，所以容量小的机组内效率很低。目前电力系统主力机组亚临界压力汽轮机组都较大，总内效率高达90-92%，热力学级数达到27级；相比于发电用汽轮机，工业汽轮机级数少，内效率偏低，明显是不经济的。 3、喷咀和喷管。冲动式汽轮机的蒸汽在静止的喷咀中膨胀加速，冲击汽轮机叶片。对喷咀来说，存在临界压力和临界压力比。如渐缩喷管，流量达到最大值时，出口压力p2与进口压力p1之比βc约为，当背压p2下降低于βc ×p1时，实际流量和汽体的速度不再增加，相当于压力降白白损失了。反动式汽轮机内效率较高，但单级压降较冲动式更小。纯碱厂常用的压缩工业汽轮机有11级，但压力降能力较小，实际运行时内效率不高。真空岗位的工业汽轮机，只有一级双列速度级，单级压力降能力是有限的，如果选择的排汽参数太小，那
第一部环境保护管理制度 一、废气污染物防治管理制度 1、目的 加强废气污染物防治与管理，减少废气污染物产生和对环境造成的污染。 2、职责 2.1 安全环保部负责废气污染物的监督、检查和指导。 2.2 各生产车间负责本车间生产过程中产生的废气污染物的防治与管理等工 作。 3、管理规定 3.1 本公司存在的主要废气污染源： a)备配煤：备配煤过程中煤炭运输、堆存、破碎产生的粉尘。 b)炼熄焦：炼焦过程中大气污染源主要由焦炉装煤、推焦、炉门泄 漏、炉顶逸散及焦炉烟囱、熄焦等污染源组成，其中焦炉装煤、推焦、炉 门泄漏、炉顶逸散为低矮面源的无组织排放。炼焦过程主要污染物为SO2、 烟尘、BaP , CO等。 c)化产回收：化产回收主要大气污染源为硫铵干燥系统排放出含 NH3-等的尾气及粗苯加热炉排放废气和工艺装置无组织排气。主要污染物为 H2S、HCN、NH3等。 3.2 废气污染源防治与管理规定： 3.2.1 储运车间对煤焦厂料堆要加强覆盖，长期不使用或倒运的料堆必须 覆盖。同时要提高煤场大棚储存量，使用效率要在80%以上。 3.2.2 加强布袋除尘器的使用与管理，确保设备正常运转。除尘器检修必 须征得有关部门和领导的同意。 3.2.3 储运车间要每天不低于两次对煤场、焦场、捣鼓站等粉尘开敞场所 进行洒水，降低粉尘的产生量。 3.2.4 炼焦车间必须要加强消烟除尘车、拦焦车、地面除尘设备的使用与 管理，确保设备正常运转。设备停用与检修，必须征得有关部门和领导的同意。 3.2.5 加强上升管、炉门与除尘孔的管理，确保无烟率＞99%。 3.2.6 化产车间要加强对各类塔、槽、罐体的管理，确保放散气体全部进 入洗净塔，并确保正常使用。 3.2.7 焦炉荒煤气在事故状态下放散，必须进行点火放散，以防止事故状 态下将荒煤气直接排放，造成污染。 4、考核办法： 1、煤焦场长期不用的料堆如不进行覆盖，检查发现罚款50-100元/ 次堆。 2、洒水车不按时洒水，缺一次罚款50-100元（雨雪天气除外）。 3、上升管、炉门与除尘孔无烟率≥99%，检查一次不合格罚款100 元。 4、因违反环保设备操作规程规定，造成环保设备设备事故，按《设 备管理手册》和《安全生产管理制度》有关规定进行处理。 二、工业、生活废水处理管理制度 1、目的 控制公司各单位污水排放，使污水排放符合国家的有关标准，从而减少对水资源的污染。
解吸塔及蒸氨塔的改造与计算 唐伯国林长青张振欧黄洁 (天津博隆塔器新技术开发有限公司300193)我国目前尿素装置多采用水溶液全循环法生产工艺。在生产过程中会形成一定数量的含NH35%～8%的稀碳铵液,浓度太低不能利用,直接排放既污染环境又损失氨。国家废液排放标准中要求含NH3≤0.07%(质量百分数,下同),随着人们对环保要求的重视,有些地方排放废水中含氨量要求指标更低。利用解吸塔将碳铵液中残余的氨和CO2解吸出来,返回吸收系统,既提高氨的利用率,又可使排放废水达到排污标准。 这样对解吸塔的基本要求是: (1)解吸后的排放废液应尽量少地含氨,降低氨耗,减小污染。 (2)解吸后塔顶的解吸气要返回系统,含水量应尽量少,有利于实现系统水平衡。 近年来,世界能源供应日益紧张,节能降耗已成为主要发展方向,从合成氨尾气中回收有价值的气体并加以综合利用,已成为人们普遍关心的问题。合成尾气主要由两部分气体组成:合成放空气和液氨贮槽弛放气,其组分与生产操作有关。合成氨厂将其中的氨清洗后制成稀氨水,氨水浓度一般在15%,再利用蒸氨塔将稀氨水汽提得到99%以上的浓氨,使氨得到充分回收。同时蒸氨塔塔底排放液也要达到排放标准,不会影响环境。 多年来我公司与各合成氨生产厂协作,完成了多项解吸塔与蒸氨
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废水（煤制气）中粗氨水蒸馏的研究与工业应用——氨水粗蒸馏塔改造工艺计算（3）作者：郑军张延斌 为准确快速地提出改造方案，拟采用计算机模拟试验的方法对现有运行的氨水粗蒸馏塔建立平衡级理论精馏塔模型，并以此模型作为进一步工艺改进模拟的基础。模拟试验选择美国SIMSCI公司的PRO/Ⅱ过程模拟软件。它是使用第三代模拟技术发展的流程通用模拟软件，是目前化工设计公司应用最广泛的模拟软件之一。PRO/Ⅱ可建立准确的模型，使用严格的最新计算方法，进行单元操作和全过程计算，用以评价已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计。 根据蒸氨塔的经验，汽提塔的塔板效率约在20％～30％左右，对于K02塔的塔板效率取为25％，由此可将该塔近似为精馏段2块理论板、提馏段6块理论板，包括塔釜再沸器1块理论板，塔顶水回流，塔中部侧线分凝采出10％氨水的平衡级精馏塔模型。
进料流量70t/h，组成近似为水，氨和二异丙基醚三组分，其中氨含量为7g/L，二异丙基醚为10g/L。汽液平衡的热力学方法选择使用NRTL方程，调试过程采用In-Out法。 由此模型计算得到的该蒸馏塔物料平衡、温度、压力的逐板分布如表1和表2所示。 与实际运行结果对比表明，上述模拟结果与原蒸氨塔运行状况较为吻合，说明该模型可作为进一步改造设计的基础。 根据此模型，计算了当进料氨含量为10g/L时，增加精馏段理论级数和提馏段理论级数时，塔顶采出和塔釜采出的变化情况。结果表明，增加精馏段和提馏段理论级数，可有效降低塔顶醚相中的氨含量和塔釜废水的氨含量。对于进料中氨含量为10g/L的情况，当提馏段理论级数增加4级以上，即实际板数增加15～18级，塔釜采出中氨含量才能小于100mg/L。而对于精馏段来说，当理论级数增加1块时，塔顶氨含量将有明显的降低，一方面可有效防止氨的损失，另一方面可防止塔顶因氨含量过高而导致生成铵盐结晶。因此增加塔板数的改造措施是较为可行和有效的。
蒸氨安全操作规程示范文 本 In The Actual Work Production Management, In Order To Ensure The Smooth Progress Of The Process, And Consider The Relationship Between Each Link, The Specific Requirements Of Each Link To Achieve Risk Control And Planning 某某管理中心 XX年XX月
蒸氨安全操作规程示范文本 使用指引：此操作规程资料应用在实际工作生产管理中为了保障过程顺利推进，同时考虑各个环节之间的关系，每个环节实现的具体要求而进行的风险控制与规划，并将危害降低到最小，文档经过下载可进行自定义修改，请根据实际需求进行调整与使用。 1、检修动火时，必须办理合理的动火手续，现场有严 密的动火防护措施方可动火。 2、各机械转动部分应有安全罩，安全罩不得无故拆 除。 3、设备接地必须良好，不准用湿布擦洗电机，严禁水 滴入电机内。 4、检修电动设备时，必须切断电源，并实行挂牌确认 制。 5、对有腐蚀的液体要注意防范，操作时要尽量不沾到 皮肤上。 6、碱液灼伤后，不能用中和法，需用水冲洗。 7、保持管道设备压力符合技术规程，防止因雅鹿过高
引发事故。 8、禁止一人上蒸氨塔，上蒸氨塔检查时要站在上风侧。 请在此位置输入品牌名/标语/slogan Please Enter The Brand Name / Slogan / Slogan In This Position, Such As Foonsion
剩余氨水槽A改为沉淀槽技改方案 由于上蒸氨塔剩余氨水焦油含量高，造成氨水过滤器，换热器及再沸器堵塞严重。为降低其焦油含量特作以下技改： a)将两个剩余氨水槽其中一个改造为“中间沉淀槽”。使氨水在该 槽内有充足的时间静置，以除去其中的焦油。示意图如下：自循环氨水槽 b)将剩余氨水槽隔板恢复。投产前一冶施工方擅自将剩余氨水槽 隔板从中部以上开孔，（孔大小约150～200mm）导致剩余氨水 不能有效静置。故需将孔堵住。 化产车间 2009-3-22
剩余氨水槽改造动火安全措施主管副总经理： 总工程师： 安监部： 生产技术部： 调度室： 消防部门： 化产车间： 编制：
施工措施 由于自冷鼓工段出来的剩余氨水含焦油较多，需增加沉降时间以达到将其中焦油去除的目的，故需将其中一台剩余氨水槽改造为中间沉淀槽。 施工时间： 施工地点：冷鼓工段剩余氨水区域 施工内容：将剩余氨水槽A改造为氨水中间沉淀槽 安全负责人： 安全监管人： 影响范围：冷凝区域 施工方案： 1.提前准备无缝钢管，阀门，石棉板等施工材料。 2.提前将剩余氨水槽A中的剩余氨水抽空，并用蒸汽和热水对剩余氨 水槽进行清洗，将其中的焦油和氨水清洗干净。 3.将剩余氨水槽A氨水进出口阀门处打盲板。 4.将剩余氨水槽A人孔打开，顶部放散打开，自然通风不少于1天。 5.施工前化验其中的气体成分，合格后方可进入。 6.进人前必须从人孔处对剩余氨水槽进行强制通风。 7.将剩余氨水槽A中的隔板上的孔进行恢复。 8.如下图进行焊接与A槽相连接的管道。 9.施工完毕后拆除剩余氨水槽A的进出口阀门。 10.将剩余氨水槽B中的氨水倒换至剩余氨水槽A。动火前也同样对剩 余氨水槽B进行处理。
硫铵工段安全技术操作规程 一、岗位职责 1、硫铵工段长岗位职责 (1)在车间领导下，全面负责本工段的安全生产工作。 (2)按照车间下达的生产计划，组织好本工段的生产，协调好各岗位间的配合工作，同时组织好工段间的协作，保证生产任务和各项技术指标全面完成。 (3)主持工段生产、技术讨论会及质量、安全事故分析会。检查各班组的工作，准时参加车间生产例会，及时向本工段班组成员传达、布置工作。 (4)主持召开班组会议，布置生产任务、检查班组成员的工作。认真贯彻执行车间的各项规章制度。 (5)严格工艺操作，生产出符合质量标准的硫铵产品，不断提高质量，努力降低硫酸消耗，提高氨的回收率。确保出工段煤气中氨含量的合格。 (6)严格控制废水指标，达到生化用水要求。 (7)及时做好生产辅料的计划、统计工作。 (8)完成车间领导交办的其他工作。 2、饱和器工（助手）岗位职责 (1)负责煤气预热器、饱和器、旋流板除酸器、结晶槽、母液泵、结晶泵等设备的操作，对设备要精心维护，及时联系检修项目，检修完毕后负责验收。 (2)负责硫酸贮槽、硫酸泵、硫酸高位槽及附属阀门、管线的使用、检查和维护。 (3)根据生产规定，组织好各岗位生产协调，保证各系统的安全运行，完成本班的产量、质量任务。 (4)负责化验监测仪器仪表的使用。 3、离心机工岗位职责 (1)直属饱和器工领导，执行其工作指示及布置的任务。 (2)负责离心机的操作及加油维护工作。保证硫铵产品游离酸含量合乎规定。 (3)负责离心机检修后的质量检查及验收工作。 4、干燥工岗位职责 (1)直属饱和器工领导执行其工作指示和布置的任务。
(2)负责螺旋输送机、干燥器、热风器、送风机、引风机、旋风除尘器、水浴除尘器等设备的使用和维护。 (3)及时调节风温、风压，保证硫铵产品的水份合乎规定。 (4)负责设备加油工作，保证设备的正常运行，并负责设备检修的质量验收工作。 5、包装工岗位职责 (1)直属饱和器工领导，执行其工作指标及布置的任务。 (2)负责本班硫铵产品称量包装，负责包装用品的准备及保管。负责半自动化包装码垛机的使用和维护保养。 (3)负责产量的计算、出库监督及核实，填写好记录。 6、蒸氨工岗位职责 (1)负责本岗位的生产操作，稳定蒸氨塔操作，保证各工艺参数符合技术规定。 (2)负责本岗位所属设备的维护、保养、工具管理及所属区域的整治。 (3)负责碱液槽、碱液计量泵等配套设备的使用及维护，及时掌握碱液使用情况。 (4)贯彻执行岗位规程及有关规章制度。 (5)负责消防器材的管理和使用。 (6)清楚认真的做好本班生产记事。 (7)负责本岗位安全标识的完整、清洁和搞好环境卫生 二、技术规程 （一）、工艺简介 1、硫铵工艺 来自冷鼓工段的煤气经煤气预热器用0.5MPa蒸汽加热至55~70℃，进入硫铵饱和器上段的喷淋室，在此煤气分成两股沿饱和器内壁与内除酸器外壁的环形空间流动，循环母液逆向喷洒，使煤气与母液充分接触，煤气中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵结晶。然后煤气沿切线方向进入硫铵饱和器内的除酸器，从顶部逸出的煤气经旋流板除酸器，分离煤气中夹带的酸雾后被送往洗脱苯工段。煤气进入除酸器前，用来自喷洒泵的母液进行二次喷
精馏操作基本知识 1、何为相和相平衡： 答：相就是指在系统中具有相同物理性质和化学性质的均匀部分，不同相之间往往有一个相界面，把不同的相分别开。系统中相数的多少与物质的数量无关。如水和冰混合在一起，水为液相，冰为固相。一般情况下，物料在精馏塔内是气、液两相。 在一定的温度和压力下，如果物料系统中存在两个或两个以上的相，物料在各相的相对量以及物料中各组分在各个相中的浓度不随时间变化，我们称系统处于平衡状态。平衡时，物质还是在不停地运动，但是，各个相的量和各组分在各项的浓度不随时间变化，当条件改变时，将建立起新的相平衡，因此相平衡是运动的、相对的，而不是静止的、绝对的。比如：在精馏系统中，精馏塔板上温度较高的气体和温度较低的液体相互接触时，要进行传热、传质，其结果是气体部分冷凝，形成的液相中高沸点组分的浓度不断增加。塔板上的液体部分气化，形成的气相中低沸点组分的浓度不断增加。但是这个传热、传质过程并不是无止境的，当气液两相达到平衡时，其各组分的两相的组成就不再随时间变化了。 2、何为饱和蒸汽压？ 答：在一定的温度下，与同种物质的液态（或固态）处于平衡状态的蒸汽所产生的压强叫饱和蒸汽压，它随温度的升高而增加。众所周知，放在杯子里的水，会因不断蒸发变得愈来愈少。如果把纯水放在一个密闭容器里，并抽走上方的空气，当水不断蒸发时，水面上方气相的压力，即水的蒸汽所具有的压力就不断增加。但是，当温度一定时，气相压力最中将稳定在一个固定的数值 专业资料可编上,这时的压力称为水在该温 度下的饱和蒸汽压。
应当注意的是，当气相压力的数值达到饱和蒸汽压力的数值是，液相的水分子仍然不断地气化，气相中的水分子也不断地冷凝成液体，只是由于水的气化速度等于水蒸汽的冷凝速度，液体量才没有减少，气体量也没有增加，气体和液体达到平衡状态。所以，液态纯物质蒸汽所具有的压力为其饱和蒸汽压时，气液两相即达到了相平衡。 3、何为精馏，精馏的原理是什么？ 答：把液体混合物进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程称为精馏o 为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝，就能分离为纯或比较纯的组分呢？对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分。由此可见，多次部分汽化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯或比较纯的组分。 液体气化要吸收热量，气体冷凝要放出热量。为了合理的利用热量，我们可以把气体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用，也就是使气液两相直接接触，在传热同时进行传质。为了满足这一要求，在实践中，这种多次部分汽化 专业资料可编伴随多次部分冷凝的过程是逆 流作用的板式设备中进行的。所谓逆 流，就是因液体受热而产生的温度较高
直接蒸氨工艺与间接蒸氨工艺的比较 蒸氨工序是焦化企业不可或缺的生产装置，传统的蒸氨工艺多为直接蒸氨工艺，近几年，蒸氨工艺也有了新的变化，间接蒸氨工艺陆续被厂家采用，本文将就直接蒸氨和间接蒸氨工艺进行了比较，并利用模拟计算的一些数据对两种工艺加以分析，以期对焦化厂在选择蒸氨工艺方案时有所帮助。 1 直接蒸氨与间接蒸氨的工艺流程 1.1 直接蒸氨的工艺流程 直接蒸氨工艺是在蒸氨塔的塔底直接通入水蒸汽作为蒸馏热源，其工艺流程示意图见图1。 图1 直接蒸氨工艺流程示意图 1－蒸氨塔；2－塔顶分凝器；3－进料预热器；4－废水冷却器；5－原料氨水槽；6－原料氨水泵；7－塔底废水泵 如图1 所示，原料氨水与蒸氨废水换热至90～98℃后，与用于分解氨水中固定铵的5%氢氧化钠溶液一起进入蒸氨塔上部，塔底供入直接蒸汽将氨蒸出，氨蒸汽经塔顶分凝器冷凝冷却后，冷凝液作为蒸氨塔的回流，氨汽直接送到硫铵工段或进一步冷凝成浓氨水。蒸氨塔底部排出的蒸氨废水，在与原料氨水换热后送往生化处理装置处理或送去洗氨。 1.2 间接蒸氨的工艺流程 间接蒸氨工艺流程示意图见图2。
图2 间接蒸氨工艺流程示意图 1－蒸氨塔；2－塔顶分凝器；3－再沸器；4－进料预热器；5－废水冷却器； 6－原料氨水槽；7－原料氨水泵；8－塔底氨水泵。 如图2 所示，间接蒸氨工艺与直接蒸氨工艺不同之处就是利用再沸器加热蒸氨塔塔底废水，产生的蒸汽作为蒸馏热源，而因加热塔底废水的热源不同又可分为：水蒸汽加热、煤气管式炉加热和导热油加热三种。虽然加热介质不同，但是工作原理是相同的，各厂可以根据自己的具体情况选定。本文仅以水蒸汽加热为例来分析直接蒸氨工艺与间接蒸氨工艺的区别。 2 PRO II模拟计算数据的对比 2.1 基础数据 塔顶压力0. 03MPa (G )；塔底压力0. 045MPa (G) ;氨回收率均为99%; 进塔氨水质量分数（按剩余氨水计算）为0. 3%; 理论板数：直接蒸氨11块（含塔顶分凝器），间接蒸氨12块（含塔顶分凝器和塔底再沸器）。 2.2 公用工程数据 蒸汽压力0. 25MPa (G) ;循环水进口温度32℃ ;循环水出口温度42℃。2.3 PRO II 8.2模拟计算（见表1) 表1 PRO II 8.2模拟计算结果
山西永祥煤焦有限公司 130万吨/年焦化剩余氨水蒸氨工程 设 计 方 案
目录 一、剩余氨水来源及排放 (1) 1.1概述 (1) 1.2剩余氨水来源及排放情况 (1) 二、建设规模及要求达到的排放标准 (2) 三、蒸氨处理工艺流程简介 (2) 四、工艺设计说明 (3) 4.1概述 (3) 4.2设计能力 (3) 4.3原料及能耗 (3) 4.4工艺流程 (3) 4.5工艺特点 (4) 4.6设备选型 (5) 五、建筑结构及平面布置 (8) 六、电气、仪表及自动控制 (8) 6.1电气 (8) 6.2仪表及自动控制 (9) 七、环境保护、劳动安全及消防 (10) 7.1环境保护 (10) 7.2劳动安全与工业卫生 (10) 7.3消防 (11) 7.4节能 (11) 八、工作制度及定员 (12) 8.1 工作制度 (12) 8.2 劳动定员 (12)
九、公用及辅助工程 (12) 9.1给水 (12) 9.2蒸汽 (12) 9.3仓库 (12) 9.4化验 (12) 9.5维修 (13) 十、工艺设备及投资一览表 (14) 十一投资估算一览表 (15) 十二、技术经济 (16) 12.1成本估算 (16) 12.2经济分析结论 (16) 十三、项目进度计划 (16) 十四、质量保证和服务承诺 (16) 十五、蒸氨系统总承包或制造部分业绩.......................................................................... 错误!未定义书签。附件：1、工艺流程简图 2、设备平面布置图
回收车间蒸氨工段工艺技术操作标准
1 工艺流程 鼓冷工段送剩余氨水至螺旋板换热器与蒸氨废水换热，然后进入蒸氨塔上部与含30%NaOH的碱液混合进入塔内；蒸氨塔底通入直接蒸汽加热蒸馏，氨汽经塔顶分缩器浓缩后送往脱硫工段以平衡脱硫液中的氨成份； 蒸氨塔底蒸氨废水用蒸氨废水泵送到蒸氨废水换热器与剩余氨水换热，再经循环水冷却后，送往生化废水处理系统进一步处理； 粗苯工段来的含30%NaOH的碱液送至原料氨水管上的管道混合器中，与剩余氨水混合后进入塔内，将剩余氨水中固定铵盐分解； 本工序的主要控制参数，指标是废水含NH3-N≤300mg/L，PH值：8.5-10.5；采用的碱液浓度为含30%NaOH溶液； 1.1影响废水水质的因素： 来水水质、加碱量的控制、蒸汽压力（流量）、蒸氨塔处理量； 1.2介质性质 1.2.1氨汽性质： 爆炸极限：上限25% 下限16%；禁忌物：酸类； 1.2.2含30%NaoH液碱性质： 禁忌物酸类、易燃；危险性与毒性：强碱性、强腐蚀性、遇酸中和发热； 2 岗位职责范围 2.1蒸氨塔工兼班长： 蒸氨塔、分缩器及仪表照明等附属设施； 2.2蒸氨工： 放空槽、蒸氨废水换热器、蒸氨废水冷却器、蒸氨废水泵、液下泵、管道混合器及管道阀门、仪表等附属设施； 3 主要设备概况 3.1蒸氨塔2台DN2000 H=20450； 3.2氨分缩器FV=120m2 2台； 3.3氨水换热器f=70 m2 3台； 3.4蒸氨废水冷却器f=100 m2 3台； 3.5放空槽DN=1400 L=4500 VN=6m3 1台；
3.6蒸氨废水泵Q=70m3/h H=40m 2台 附电机N=15kW 2台； 3.7液下泵Q=12m3/h H=25m 附电机N=5.5kW 1台； 3.8管道混合器DN=125 L=1300 1台； 4 岗位职责 4.1蒸氨班长的职责； 4.1.1在工段长的领导下进行工作； 4.1.2严格执行本岗位安全技术操作规程和各种制度； 4.1.3认真组织，精心操作完成本班的产品质量和废水的各项指标，保证生产安全稳定地运行； 4.1.4做好交接班工作，积极参加上级安全的活动； 4.1.5认真完成车间或工段交给的各项任务； 4.1.6对本岗位的生产、安全、卫生等负全面责任，负责蒸氨系统设备的操作与维护； 4.1.7坚持巡回检查，精心调节，保证蒸氨系统各部温度、压力、流量正常稳定且符合技术规程的要求，并认真填写记录； 4.2蒸氨工的职责： 4.2.1 负责组织本岗位的交接班检查及设备检修后的验收； 4.2.1受蒸氨班长指挥，负责废水换热器、冷却器、废水泵、碱泵的操作和维护，协助本班班长完成生产任务； 4.2.3负责本岗位设备的正确操作和维护，卫生清扫； 4.2.4负责蒸氨塔口排沥青工作； 4.2.5严格执行本岗位的安全技术规程和各种规章制度，班长不在时，代替班长工作； 5 蒸氨系统技术要求： 5.1蒸氨塔压力：0.03-0.04MPa； 5.2分缩器出口氨汽温度93-95℃； 5.3蒸氨废水含：NH3-N≤300mg/L；PH值8.5-10.5； 5.4蒸氨废水冷却器出口温度<40℃； 5.5剩余氨水入塔温度：80℃； 5.6蒸氨塔底温度：105℃； 5.7蒸氨塔顶温度：101℃-103℃；
蒸氨塔的腐蚀与防护 我公司氨回收系统原设计为常压吸收制氨水，其氨吸收塔为填料塔，所产氨水送氨水站，主要供农户使用，每逢使用淡季，大量氨水外排，既污染环境又造成浪费。1994年，对氨回收进行改造，氨吸收部分改为加压吸收，氨吸收塔改为等温板式泡罩塔，并增加了蒸氨系统，所产液氨送尿素，尾气送燃烧气管网，彻底根除了污染。虽然氨回收改造取得了良好的经济效益和社会效益，但随之而来的蒸氨塔腐蚀问题成为影响氨回收稳定生产的主要因素。1 氨回收流程的技术参数及腐蚀状况 1.1 氨回收流程 来自液氨贮罐的贮罐气与来自合成的吹除气混合后，从氨吸收塔下部进入，与塔顶喷淋而下的稀氨水逆流接触，气体中的氨被吸收，尾气经气液分离器送往后工序。气体中的氨被稀氨水吸收生成10％～12％的浓氨水，温度在50～55℃，凭借压差进入氨水换热器被加热到150～160℃，从蒸氨塔的中上部入塔。在蒸氨塔中，浓氨水中的氨被蒸发，从塔顶逸至氨冷凝器，被14℃的新鲜水冷凝成液氨。一部分回流至蒸氨塔的上部，其余的作为产品进入液氨贮罐。 蒸氨后的稀氨水送至氨水换热器与氨吸收塔来的浓氨水换热，稀氨水被冷却到60～80℃，送至氨水冷却器进一步冷却到35℃，经氨水循环泵加压后，入氨吸收塔，在系统中循环吸收。蒸氨塔中所需热量由通入再沸器的蒸汽提供。为保证液位正常，需定期向系统内补充蒸汽冷凝液。氨回收流程见图1。 1.2 蒸氨塔主要技术参数 (1)设计参数直径￠600m，H＝15 640 mm；内设浮阀塔盘23块塔板，每块塔板上有10个浮阀；塔盘间距400mm；工作温度200～180℃；工作压力1.3MPa。 (2)材质简体16MnR；塔板Q235A-F，；定距管10#碳钢；浮阀1Crl8Ni9Ti。 (3)各部分介质及工艺指标蒸氨塔操作压力1.3～1.4MPa；蒸氨塔塔釜温度180℃，
蒸氨塔 1、CJST不锈钢蒸氨塔的技术特点: CJST不锈钢蒸氨塔采用专利技术—CJST径向侧导喷射塔板，CJST塔板是在新型垂直筛板的基础上开发的一种新型高效气液喷射塔板，依靠气体动能，将液相破碎成大量小颗粒的液滴，有效地缩短了氨分子在液相中的传递路径，大大增加了汽液接触面积，强化了汽液相界面的快速更新。故蒸氨效率远高于各类泡罩、隔栅等塔内件。 1.1 效率高：CJST蒸氨塔内设约20层塔盘，塔径比泡罩塔小200mm以上；塔顶氨汽浓度可达20%以上，塔底废水含氨小于150 mg/l，氨蒸脱率达98%（传统蒸氨塔一般低于90%）；节约蒸汽30%以上；抗堵塞，运转周期长，检修安装方便；设备及土建总投资比铸铁塔略高。 1.2 运行费用低：剩余氨水蒸氨节能是很重要的，这个塔是能耗大户，100万吨/年焦化厂，如果每吨氨水消耗蒸汽下降30%，就是约60kg蒸汽。一年按处理21万吨氨水计算，可节省蒸汽1.26万吨，价值约190万元（吨蒸汽按150元计算）。相当于两台CJST不锈钢蒸氨塔投资。[1] 1.3 检修方便：CJST不锈钢蒸氨塔不需要水泥框架，采用钢平台，利用人孔检修，不象铸铁塔那样破坏塔保温层才能检修，所以安装检修很方便。 1.4 抗堵性好：这是CJST不锈钢蒸氨的一大优势，焦化蒸氨塔的抗堵性是一个很重要的指标，多数蒸氨塔检修就是因为堵塔造成。 2、蒸氨塔的设计、改造与选型 2.1塔体和内件的材质 由于蒸氨塔内温度较高，而且腐蚀性的物质较多，大多数装置运行时间不长，腐蚀情况就十分明显，所以设计单位和业主在塔体材质的选择上比较慎重。蒸氨塔顶部、进料处、下部温度不同,介质浓度不同, 且介质属碱性, 而在碱性溶液中对钢铁的腐蚀最有影响的是水中溶解的氧, 当微量氧存在时就发生了电化学反
第二章方案设计 2.1 概述 2.1.1 工程概况 ****焦化污水处理工程，焦化厂在生产过程中产生有毒害污水及部分生活污水，处理后达到《炼焦生产设计技术规范》的要求，并且全部用于熄焦，不外排达到零排放。 2.1.2 设计依据 (1)****焦化厂的提供的原始资料； (2)提供每天产生的废水水质、水量等基本资料； (3)《炼焦生产设计技术规范》要求； (4)《室外排水设计规范》GBJ14-87； (5)《建筑给排水设计规范》GBJ15-88； (6)《城市区域环境噪声标准》GB3096-93； (7)《工业自动化仪表工程施工及验收规范》(GBJ93-86)； (8)《给水排水工段结构设计规范》(GBJ69-84)； 2.1.3 设计范围 2.1. 3.1本改造工程设计范围包括废水处理站的工艺、设备制造、安装调试、电气与自控等专业的内容。 2.1. 3.2 电线、电缆以污水处理站设备电控柜为交接点。 2.1.4 设计原则
(1)采用成熟、可靠的废水处理工艺，确保处理出水的各项指标达到国家的有关 排放标准（氰化物不能处理达标）。 (2)废水处理设施力求占地面积小，工程投资省，运行能耗低，处理费用少。 (3)废水处理设施在运行上有较大的灵活性和可调节性，以适应水质水量的变化， 同时设置事故应急排放管道，供紧急、特殊情况下使用； (4)采用性能稳定，技术先进的控制系统，主要部分实现自动化管理，减轻工人 劳动强度，使废水处理工程出水稳定，易操作，易管理，易维护。 (5)设计时充分考虑废水处理系统配套设备的减振、降噪措施，废水处理过程中 产生的剩余污泥经好氧消化稳定后浓缩处理，再经板框压滤机压成泥饼含水率低利于装运，避免产生二次污染。 2.1.5 其他配套条件 2.1.5.1 蒸氨塔（由业主委托化工设计院进行设计） 焦化废水中含有剩余氨水，废水中NH3-N 很高，必须进行蒸氨预处理，并且要加碱脱除固定氨。其目的一是为了回收剩余的NH3-N，充分利用资源；目的二是将焦化废水中的NH3-N 浓度降低至200mg/L 以下，避免对后续生化处理产生不利影响。高浓度的进水NH3-N会导致：①硝化菌负荷过高，活性受到抑制；②耗氧量大而出现供氧量不足，导致硝化过程不彻底，出水NH3-N 超标； ③为保证供氧充足而导致能耗高；④碳酸钠消耗量太大，从而导致运行成本很高。蒸氨废水中NH3-N 浓度决定于蒸氨塔的处理效率，蒸氨塔效率越高，废水中NH3-N 浓度越低，处理难度和能耗也就越低。
硫铵工段工艺技术操作规程 一.工艺简介 来自冷鼓工段的粗煤气经煤气预热器，用～0.5MPa蒸汽加热至60℃-70℃进入硫铵饱和器上段的喷淋室，在此煤气分成两股沿饱和器内壁与除酸器外壁的环形空间流动，循环母液逆向喷洒，使煤气与母液充分接触，煤气中的氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵结晶。然后煤气沿切断方向进入硫铵饱和器内的除酸器，分离煤气中夹带的酸雾滴，再经旋流板除酸器进一步除酸后送往洗脱苯工段。煤气进入除酸器前，用来自喷洒泵的母液进行二次喷洒，以进一步除去煤气中的氨。 在硫铵饱和器内发生的主要反应如下： H2SO4+NH3→NH4HSO4 (1) H2SO4+2NH3→(NH4)2SO4 (2) NH4HSO4+NH3→(NH4)2SO4 (3) 在硫铵饱和器下段结晶室上部的母液，用母液循环泵连续抽送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液改善硫铵的结晶过程。 硫铵饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，且沿饱和器的中心管进入下段的结晶室，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶槽，在此分离的硫铵结晶及少量母液排放到离心机内进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶降低成品酸度，保证成品质量。 离心机分离的母液与结晶槽溢流出来的母液一同自流回硫铵饱和
器。 从离心机卸出硫铵结晶，由螺旋输送机运至振动流化床干燥器，经热空气干燥，冷空气冷却后，进入硫铵贮斗，然后经重力式包装磅秤称量包装，用手推车运入成品库。 振动流化床干燥器用的热空气是由送风机从室外吸入空气经热风器用蒸汽加热至130℃-140℃后送入，开车时器内温度应高于正常操作温度10℃左右，在加料前15min往器内送入适量热风加热升温。冷空气由冷风机从室外吸入后送入干燥器，将热的硫铵颗粒降温冷却，以防结块。振动流化床干燥器排出的热空气经旋风除尘器捕集夹带的细粒硫铵结晶后，由排风机抽至水浴除尘器洗涤后排入大气。旋风除尘器捕集的细粒硫铵定期排入硫铵贮斗，尾气由排风机送至水浴除尘器，进行湿法再除尘，最后排入大气。 外购的92.5%的硫铵先卸入卸酸槽中后经卸酸槽液下泵送至硫铵贮槽中贮存，再由硫酸泵送至硫酸高位槽，经控制阀自流入满流槽，调节饱和器酸度。 硫铵饱和器是周期性的连续操作设备，当定期大加酸、补水并用水冲洗硫铵饱和器时，所形成的大量母液从硫铵饱和器满流口溢出，通过插入液封内的满流管流入满流槽，再经满流槽满流至母液贮槽暂时贮存。满流槽及母液贮槽液面上的酸焦油可用人捞出。而在两次大加酸的正常生产过程中，又将所贮存的母液用母液喷洒泵送回硫铵饱和器使用。此外，母液贮槽还可供饱和器检修，停工时贮存饱和器内的母液之用。
龙源期刊网 https://www.doczj.com/doc/1512898659.html, 浅析酸水汽提单塔与双塔工艺的比较 作者：陈志刚李畅肖云山 来源：《中国化工贸易·中旬刊》2018年第06期 摘要：对国内常用的酸性水汽提工艺单塔加压侧线抽出汽提和双塔加压汽提作了比较， 并从应用案例中对单塔加压侧线抽出汽提和单塔低压汽提工艺的模拟计算结果进行详细比较，为后续项目中汽提工艺选择提供参考依据。 关键词：酸水汽提；单塔汽提；双塔汽提 粗苯加氢、煤焦油加氢等装置都要排出大量酸性废水，是一种含有H2S，NH3等挥发性 弱电解质的水溶液，废水的硫和氨主要以NH4HS、（NH4）2S的形式存，同时含有油等污染物，直接排出会对环境造成较大的危害，所以必须经过处理后，使水中的污染物含量达到一定标准后，才可以排出。 1 酸水汽提工艺简介 目前，我国酸性水处理大多数采用蒸汽汽提法，称为酸性水汽提。常用工艺有单塔加压侧线抽出汽提和双塔加压汽提。 1.1 单塔加压侧线抽出汽提 单塔加压侧线抽出汽提工艺，酸性水分成冷、热进料分别进入塔的顶部和中上部，冷热进料比为1：3，热进料经回收热量换热到138℃进入汽提塔，塔底用1.0MPa饱和蒸汽加热汽提，塔顶酸性气送硫化氢吸收装置制取硫氢化钠，塔中部侧线抽出粗氨气冷凝后得到粗氨水送焦化厂脱硝用，塔底部净化水冷却后送上游装置回用。该工艺具有流程简单、蒸汽和循环水耗量低、投资较低及占地面积较少等优点。对酸性水中的硫化氢及氨浓度具有较宽的适用性。 1.2 双塔加压汽提 双塔加压汽提工艺是在加压状态下，采用汽提塔和蒸氨塔分别汽提出酸水水中的硫化氢和氨，酸性水分成冷、热进料分别进入塔的顶部和中上部，冷热进料比为1：3，塔热进料经回 收热量换热到145℃进入汽提塔，塔底用1.0MPa饱和蒸汽加热汽提，塔顶酸性气送硫化氢吸收装置制取硫氢化钠，塔釜液送蒸氨塔，蒸氨塔底用0.6MPa饱和蒸汽加热汽提，蒸氨塔顶粗氨气冷凝后得到粗氨水一部分作为蒸氨塔回流，另一部分送焦化厂脱硝，塔底部净化水冷却后送上游装置回用。该工艺流程较复杂、蒸汽和循环水耗量较高、投资较高、占地面积较大，但可以处理硫化氢及氨浓度较高的酸性水，易建立气液平衡，生产平稳，且汽提出的粗氨气中的硫化氢含量、净化水中硫化氢及氨的含量均非常低，对后续回收制取副产品非常有利。 2 两种汽提工艺的计算比较
蒸氨塔操作规程操作规程 一：岗位任务 通过蒸氨塔经过精馏操作将氨水中的氨和水分开，得到的产品液氨送到氨贮罐区，残液要排掉，而且要根据一定时间接取残液，进行化验，确认处理效果。 二：精馏原理 把液体混合物经过多次部分气化和部分冷凝，使液体分离成相当纯的组分的操作称为精馏，连续精馏塔可以想象是由一个个简单蒸馏釜串联起来，由于原料液中组分的挥发度不同，每经过一个蒸馏釜蒸馏一次，蒸汽中轻组分的含量就提高一次，即yn+1＞yn ＞x（y代表气相组成，x代表液相组成），增加蒸馏釜的个数就可得到足够纯的轻组分，而塔釜中残液中所含轻组分的量会越来越少，接近于零。将这些蒸馏釜叠加起来，在结构上加以简化即成为精馏塔。 本工序就是利用蒸氨塔分出氨水中的轻组分物质氨和重组分物质水而得到产品液氨。蒸氨塔采用S型塔板塔，它比传统的浮阀塔板有更好的传质、传热性能。 三：工艺流程 从界区外送来的氨水进入稀氨水槽，经稀氨水泵打到预热器，与塔釜出来的精馏残液换热回收热量后，氨水被加热到40~60℃左右进入蒸氨塔；蒸氨塔下部采用>0.3Mpa饱和蒸汽间接加热釜液，保持温度在~130℃左右。塔顶蒸汽温度约70℃-80℃进入冷凝器Ⅰ
冷凝，在此部分气氨冷凝为液氨，未冷凝气氨进入冷凝器Ⅱ进一步冷凝为液氨，两冷凝器中冷凝的液氨部分直接流入蒸氨塔作为回流，另一部分作为产品流入储氨罐，经高压气体加压后，压到液氨罐区。蒸氨塔底含量很低的残液经热交换器回收热量后，送到界区外。 四：正常操作时的工艺指标 （一）温度 1：蒸汽塔进料温度＞140℃ 2：蒸氨塔塔釜温度103℃ 3：蒸氨塔塔顶温度80℃左右 （二）压力 1：蒸汽压力≥0.3Mpa 2：蒸氨塔压力≥0.2Mpa （三）液位 1：蒸氨塔液位50~70% （四）回流比 1：蒸氨塔回流比3~5 （五）成分 1：液氨中氨含量≥99.5% 2：残液中氨含量<0.07% 五：精馏岗位的原始开车 1：安装后的检查