陳有明（內(nèi)蒙古利民煤焦有限責(zé)任公司，內(nèi)蒙古鄂爾多斯 016064）

蒸氨系統(tǒng)優(yōu)化技改方案

陳有明
（內(nèi)蒙古利民煤焦有限責(zé)任公司，內(nèi)蒙古鄂爾多斯 016064）

通過將蒸氨廢水技改引流至板式換熱器，經(jīng)過換熱器換熱至30℃以下，引入脫硫系統(tǒng)循環(huán)使用。以蒸氨廢水做為堿源來替代外加純堿，經(jīng)過技術(shù)改進(jìn)不但大幅降低了脫硫系統(tǒng)的純堿添加量而且還彌補(bǔ)了日常的清水消耗，并更好的促進(jìn)了脫硫系統(tǒng)堿源的循環(huán)利用，遏制了復(fù)鹽的大幅提升，從而明顯減少脫硫廢液量，不但變廢為寶，降低成本消耗，更為重要的是脫硫廢液也得到了有效控制，促進(jìn)水處理和廢氣處置雙項(xiàng)共同達(dá)標(biāo)，達(dá)到了環(huán)保效益和經(jīng)濟(jì)效益的雙豐收。

板式換熱器 脫硫系統(tǒng) 脫硫廢液 蒸氨廢水

1　緒論

1.1概述

1.1.1利民煤焦焦化廠蒸氨工藝

從鼓冷裝置來的剩余氨水經(jīng)廢水氨水換熱器換熱，預(yù)熱后的剩余氨水由蒸氨塔上部進(jìn)入蒸氨塔，塔底通入直接蒸汽進(jìn)行蒸餾，塔頂蒸出的氨汽，經(jīng)塔頂分縮器分縮成90～95℃的氨氣進(jìn)入預(yù)冷塔前的煤氣中去［1］。塔底的廢水經(jīng)交通閥進(jìn)入閃蒸室閃蒸，進(jìn)一步降低廢水中的含氨量，降低蒸汽耗量，其蒸氨廢水由廢水泵，打入廢水冷卻器冷卻后送至生化水工段進(jìn)行脫酚處理。為了降低剩余氨水中固定銨的含量，在原料氨水的進(jìn)料口處加入一定量的NaOH溶液，以分解剩余氨水中的固定銨鹽［2］。

1.1.2蒸氨廢水的問題

常年來蒸氨廢液輸送至生化水系統(tǒng)處理，這為生化水系統(tǒng)帶來了很大的負(fù)擔(dān)，生化水處理能力為300噸/天，而蒸氨廢水為200噸/天，生化水處理系統(tǒng)超負(fù)荷運(yùn)行且蒸氨廢水氨氮較高，處理后的復(fù)用水有超標(biāo)現(xiàn)象，且由于復(fù)用水量較大，不能和好的自用消耗，還需外排洗煤廠使用，增加了處理大量廢水的環(huán)保投入，也為廢水處理與排放帶來了很大的環(huán)保負(fù)擔(dān)和運(yùn)行風(fēng)險(xiǎn)［3，4］。

1.2本課題的內(nèi)容

通過將蒸氨廢水引流至脫硫系統(tǒng)運(yùn)行，經(jīng)過換熱器換熱至30℃以下，引入脫硫系統(tǒng)循環(huán)使用。以蒸氨廢水做為堿源來替代外加純堿，經(jīng)過技術(shù)改進(jìn)不但大幅降低了脫硫系統(tǒng)的純堿添加量而且還彌補(bǔ)了日常的清水消耗，并更好的促進(jìn)了脫硫系統(tǒng)堿源的循環(huán)利用，遏制了復(fù)鹽的大幅提升，從而明顯的減少了脫硫廢液量，不但變廢為寶，降低成本消耗，更為重要的脫硫廢液也得到了有效控制，促進(jìn)水處理和廢氣處置雙項(xiàng)共同達(dá)標(biāo)，達(dá)到了環(huán)保效益和經(jīng)濟(jì)效益的雙豐收。由于脫硫液溫度越高，副鹽的增長速度就越快，所以通過降溫后的蒸氨廢水還能降低脫硫液溫度，使脫硫液中的副鹽含量得到控制。

2　技術(shù)改造總體方案

2.1蒸氨塔技改方案的確定技改目標(biāo)

將蒸氨廢水引流至脫硫系統(tǒng)運(yùn)行，經(jīng)過換熱器換熱至30℃以下，引入脫硫系統(tǒng)循環(huán)使用，以蒸氨廢水做為堿源來替代外加純堿。

2.2蒸氨塔技改方案的預(yù)期效果

（1）大幅降低脫硫系統(tǒng)的純堿添加量而且彌補(bǔ)日常的清水消耗。

（2）減少進(jìn)入生化水處理的廢液量，緩解生化水處理壓力。

（3）由于脫硫液溫度越高，副鹽的增長速度就越快，所以通過降溫后的蒸氨廢水還能降低脫硫液溫度，使脫硫液中的副鹽含量得到控制。

2.3蒸氨塔技改方案的總體思路

研究設(shè)計(jì)一套氨水截流塔盤裝置，截流塔盤結(jié)構(gòu)為316L不銹鋼材質(zhì)的泡罩塔式塔盤，安裝于蒸氨塔頂分縮器下部，導(dǎo)液管為內(nèi)徑100mm的304不銹鋼材質(zhì)管道，經(jīng)過換熱器換熱至30℃以下，冷卻后的高濃氨水引流至脫硫循環(huán)槽。

3　系統(tǒng)技改具體實(shí)施方案

由冷鼓工段送來的氨水進(jìn)過混合后，沉淀，進(jìn)一步清除焦油和雜質(zhì)，然后進(jìn)入蒸氨塔，氨水入塔溫度為60—70℃，進(jìn)入第三層塔板，由塔底通入0.4Mpa的直接蒸汽，一方面做熱源，同時(shí)起蒸吹作用。原料氨水中的氨絕大部分由塔內(nèi)蒸出，蒸氨塔底部的廢水去脫酚處理。從蒸氨塔頂逸出的105℃氨蒸汽含氨、水蒸氣、二氧化碳等混合氣體，進(jìn)入氨分縮器，管內(nèi)走氨氣，管外走冷卻水，在分縮器內(nèi)氨被冷卻至98-100℃，氨部分冷凝液在塔頂入塔回流，而濃度為5-8%的濃縮氨氣進(jìn)入飽和器出口廢水溫度40℃。

設(shè)計(jì)一套氨水截流塔盤裝置，截流塔盤結(jié)構(gòu)為316L不銹鋼材質(zhì)的泡罩塔式塔盤，內(nèi)設(shè)截流槽，塔盤分為上下兩部分，各為半圓型結(jié)構(gòu)，安裝高度為分縮器下部約50cm，兩塔盤間距約30cm，兩塔盤呈中心扭轉(zhuǎn)30°的夾角安裝，下部塔盤設(shè)有溢流堰和導(dǎo)淋管，塔盤周邊與塔體為滿焊連接，回流液溫度95℃，壓力40kpa，流速1.5M3/h，相對密度980Kg/m3。

導(dǎo)液管為內(nèi)徑100mm的304不銹鋼材質(zhì)管道對接，至蒸氨塔底部以呈約15°弧度自流至換熱面積為104㎡的螺旋板式換熱器，后設(shè)有閘板閥控制流量，壓力表和溫度表檢測氨水質(zhì)量，冷卻后的高濃氨水引流至脫硫循環(huán)槽，脫硫循環(huán)槽高度6.3 m，如圖3-1。

（1）回流液通過自壓流入換熱器，塔高20m，導(dǎo)液管離地高度2m，高度差18m，管徑100mm，進(jìn)入板式換熱器前液體壓力計(jì)算：

由于v1= v2

P2= P1+ρg（z1- z2）

P2=40*103+980*9.81*（20-2）

P2==213.04 kpa

換熱器指標(biāo)設(shè)計(jì)壓力0.6Mpa，最高工作壓力0.36 Mpa，通過計(jì)算進(jìn)入板式換熱器前液體壓力滿足換熱器工作要求，符合技改要求。

（2）回流液通過自壓流入換熱器，進(jìn)入6.3m脫硫循環(huán)槽，管線長度為53m，計(jì)算進(jìn)入循環(huán)槽是液體壓力：

其中P1=40*105pa，z1=20m，z1=6.3m，v1= v2=1.5M3/h，氨水粘度1.3mPa.s

取管壁絕對粗糙度e=0.2mm，則e/d=0.2/100=0.002，查摩擦系數(shù)與雷諾準(zhǔn)數(shù)及相對粗糙度的關(guān)系圖，得 λ=0.031

通過計(jì)算可知液體可由蒸氨塔自流入脫硫循環(huán)槽，符合技改要求。

（3）在螺旋板式換熱器中由于水的傳熱是在無攪動(dòng)的自然流動(dòng)中進(jìn)行的，故屬于自然對流傳熱。

氨水流量：1500kg/h

入換熱器冷卻水溫度：15℃入換熱器氨水溫度：95℃出換熱器冷卻水溫度：18℃出換熱器氨水溫度：22℃

換熱器的換熱效率：1440W/（㎡·K）可計(jì)算出每小時(shí)需要冷卻熱量為：

Q1=Cm△t=4.3*103J/（kg·℃）*1500kg/h *（95-22）℃=4. 71*108J

由于冷卻熱量Q2等于需要冷卻熱量Q1，可計(jì)算換熱面積計(jì)算F=Q2/K△tm=4.71*108J/1440W/（㎡·K）·（18-15）℃=30.28㎡由于換熱器面積為114㎡，所以滿足技改要求。

4　蒸氨廢水啟車調(diào)試方案

待脫硫催化劑對苯二酚和PDS添加完畢，化驗(yàn)溶液PDS在10-20ppm以內(nèi)時(shí)，則調(diào)節(jié)蒸氨系統(tǒng)至脫硫系統(tǒng)的蒸氨廢水及廢氣的添加量。

（1）氨氣的調(diào)節(jié)。蒸氨系統(tǒng)頂部的廢氣要全部回收介入脫硫系統(tǒng)，經(jīng)分縮器將氨氣冷凝冷卻，其中冷卻的煤氣在40℃以下通入煤氣系統(tǒng)，底部冷凝下的氨水由1#脫硫塔水封溢流至循環(huán)槽，進(jìn)入溶液系統(tǒng)。

調(diào)節(jié)的過程中，要嚴(yán)格控制蒸氨塔的蒸汽量和塔頂溫度，避免大量蒸汽進(jìn)入脫硫煤氣系統(tǒng)，而提高脫硫系統(tǒng)溫度影響脫硫效率，甚至吹破1#脫硫塔水封等情況發(fā)生。其次，蒸氨系統(tǒng)要保證蒸氨效率及氨水量，以保證對脫硫系統(tǒng)提供充沛的氨氣和氨水。

（2）氨水的調(diào)節(jié)。蒸氨塔的氨水溢流系由自主設(shè)計(jì)在蒸氨塔頂分縮器下第一層的塔盤下收集，由于塔頂溫度高，壓力較大，要認(rèn)真做好第一層塔盤的濃氨水的收集調(diào)節(jié)工作。

首先要適當(dāng)打開蒸氨塔頂?shù)谝粚铀P下的氨水閥門，輸送管線有溫度后，緩慢打開1#脫硫塔水封處的收集液閥門。如管線無溫度，這適當(dāng)打開蒸氨塔頂?shù)谝粚铀P下的氨水閥門開度，如水封頂部放散有蒸汽揮發(fā)甚至脫硫液噴出，要適當(dāng)關(guān)閉該閥門開度，直至調(diào)節(jié)在適合開度上。其次，打開過程中，要認(rèn)真觀察脫硫處的氨水管線針型閥溢流液情況，如無明顯溢流液，則適當(dāng)打開蒸氨塔頂?shù)谝粚铀P下的氨水閥門，如有大量蒸汽揮發(fā)，則調(diào)節(jié)該閥門適當(dāng)關(guān)閉，直至調(diào)節(jié)至預(yù)計(jì)狀態(tài)。通過調(diào)節(jié)板式換熱器蒸氨廢水進(jìn)出口閥門開度，對蒸氨廢水進(jìn)入脫硫系統(tǒng)的流量及溫度進(jìn)行調(diào)節(jié)，確保脫硫液液位處于正常狀態(tài)，觀察脫硫循環(huán)槽內(nèi)液體溫度，通過降溫后的氨水進(jìn)行溫度調(diào)節(jié)。

（3）溶液的調(diào)節(jié)。待氨水及氨氣均穩(wěn)定進(jìn)入脫硫系統(tǒng)，做好溶液的化驗(yàn)與分析，其中要保證1#脫硫塔循環(huán)溶液中的揮發(fā)氨含量在18g/L，以達(dá)到充沛的堿源，PH值要在8.5-9.5之間，為循環(huán)液提供合理的酸堿環(huán)境。如未能達(dá)到預(yù)期指標(biāo)，則在化驗(yàn)脫硫效率的前提下，適當(dāng)添加調(diào)節(jié)氨氣和氨水的添加量，如經(jīng)過蒸氨氨水及氨氣的調(diào)節(jié)仍舊無法實(shí)現(xiàn)該預(yù)期指標(biāo)，則考慮外購氨水作為氨源，并分析與硫化氫脫除效率的提升進(jìn)行經(jīng)濟(jì)和環(huán)保的綜合考量。

5　技改效果分析

5.1經(jīng)濟(jì)效益

5.1.1節(jié)省堿源原料消耗

技改前煤氣脫硫效率每天添加純堿量約6噸，技改后每天添加量控制在1噸以內(nèi)即可保證環(huán)保要求，一年可實(shí)現(xiàn)純堿節(jié)?。?噸/天*1093.99元/噸*365天/年=199.7萬元/年。

5.1.2節(jié)省廢液處理費(fèi)用

技改前脫硫液中的復(fù)鹽增長很快，需要每日換液約30噸，技改后，每周換液不足30噸即可保證環(huán)保要求，可節(jié)省人工：（30-30/7）噸/天*2元/噸*365天/年=1.88萬元/年。

5.1.3節(jié)省清水消耗

技改前每天需要添加清水約40噸，技改后無任何清水添加，一年可實(shí)現(xiàn)清水節(jié)?。?0噸/天*7.12元/噸*365天/年=10.4萬元/年

5.1.4節(jié)省催化劑消耗

技改后節(jié)約大量清水的同時(shí)，降低了伴隨清水添加時(shí)外加的催化劑（PDS和對苯二酚），其中PDS節(jié)約0.5kg/天*165.25/kg*365 天/年=3.02萬元/年，對苯二酚節(jié)省1.2kg/天*85.47 /kg*365天/年=4.18萬元/年。

5.1.5其他方面節(jié)省消耗

減少了蒸氨廢水的輸送量，為生化水系統(tǒng)處理中的泵體運(yùn)行消耗電量大量節(jié)省，另外還節(jié)省一定量生化水系統(tǒng)添加的葡萄糖和磷酸氫二鉀的藥劑消耗。

通過技改降低生產(chǎn)成本，可實(shí)現(xiàn)年節(jié)約成本約220萬元。

5.2環(huán)保效益

通過對脫硫系統(tǒng)的雙塔氨法堿法串聯(lián)運(yùn)行，將蒸氨系統(tǒng)的氨水引入脫硫系統(tǒng)后，脫硫系統(tǒng)的環(huán)保運(yùn)行效率發(fā)生了顯著的提升，經(jīng)委托質(zhì)檢部中心對煤氣脫硫系統(tǒng)運(yùn)行效果的二個(gè)月的抽樣化驗(yàn)，并與技改前的累積數(shù)據(jù)進(jìn)行同期對比分析。