一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺

技术领域

本发明涉及新型煤气化合成氨技术领域，尤其是涉及一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺。

背景技术

现新型煤气化合成氨工艺气化工序中，气化炉激冷室和合成气洗涤塔的黑水闪蒸后的高闪气温度约170℃，水蒸气含量约99％，但因普遍存在带灰严重现象，多数企业采用送酸性气火炬燃烧处理的方法，造成高闪气热量浪费。

新型煤气化合成氨工艺变换工序中，为避免变换气中的氨对低温甲醇洗造成影响，通常会设计变换气洗氨塔，用来洗涤除去变换气中的少量氨。此时，洗氨塔底部的变换冷凝液含氨量较高，为实现进一步回收利用水凝液，一般对冷凝液采用汽提工艺。即冷凝液进入汽提塔，利用0.5MPa饱和蒸汽进行汽提，塔顶出来的含氨不凝气送至硫回收处理，塔底的低温冷凝液送气化循环利用，同时副产浓度约2.8％左右的低浓度氨水。但此工艺因不凝气中含氨量较高，送硫回收工段会影响硫酸产品品质，若直接送酸性气火炬燃烧，则易造成火炬拖尾现象；同时副产的2.8％左右氨水，因浓度较低，外售比较困难，造成资源浪费。

发明内容

本发明的目的是提供一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺，脱除高闪气中煤灰等杂质，分离后高闪气送至变换汽提塔，进行热量回收，降低汽提过程中蒸汽的消耗量，节能降耗；去除了汽提气中的气氨，解决因不凝气含氨带来的硫酸品质差及火炬拖尾现象的问题；同时增加烟气脱硫装置，增加硫铵产量，提高经济效益。

为实现上述目的，本发明提供了一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺，包括饱和热水塔、高效分离器、变换汽提塔和喷淋塔，所述饱和热水塔通过高闪气进气管与所述高效分离器的入口端连接，所述高效分离器的出口端连接有高闪气出气管和全固凝液管，所述全固凝液管的另一端与所述饱和热水塔连通，所述高闪气出气管的另一端与所述变换汽提塔的入口端连接，所述变换汽提塔的出口端与汽提气出气管和氨水管连接，所述汽提气出气管与所述氨水管的另一端均与所述喷淋塔的入口端连接，所述喷淋塔的出口端与不凝气出气管连接，所述不凝气出气管与硫回收装置的入口端连接，所述硫回收装置的出口端与循环泵连接。

优选的，所述变换汽提塔的入口端连接有蒸汽进气管、变换凝液管，所述变换汽提塔的出口端连接有低温冷凝管，所述变换汽提塔的内部设置有塔内换热器。

优选的，所述喷淋塔的出口端连接有循环泵进口管，所述循环泵进口管与所述循环泵连接，所述循环泵的出口端与亚硫酸铵溶液循环管和亚硫酸铵浓液管连接，所述亚硫酸铵溶液循环管的另一端与所述喷淋塔内部的喷头连接，所述亚硫酸铵浓液管的另一端连接有烟气脱硫装置。

优选的，所述烟气脱硫装置的出口端连接有清液回收管，所述清液回收管与所述喷淋塔的入口端连接。

优选的，所述亚硫酸铵溶液循环管上安装有密度计。

优选的，所述硫回收装置的出口端连接有硫酸水溶液管，所述硫酸水溶液管与所述循环泵进口管连接。

因此，本发明一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺，具有以下有益效果：

(1)在饱和热水塔的出口端连通高效分离器，用以脱除高闪气中煤灰等杂质，分离后高闪气送至变换汽提塔，代替部分汽提蒸汽使用，进行热量回收。

(2)在变换汽提塔气相出口管道连接一台喷淋塔，利用弱硫酸水溶液进行喷淋洗涤，同时将变换汽提塔副产物氨水引入塔内，反应生成的亚硫酸铵溶液送烟气脱硫装置，气相送硫回收，彻底解决酸火炬拖尾问题带来的环保风险。

下面通过附图和实施例，对本发明的技术方案做进一步的详细描述。

附图说明

图1为本发明一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺实施例的结构示意图；

附图标记：

1、饱和热水塔；2、高闪气进气管；3、高效分离器；4、高闪气出气管；5、全固凝液管；6、变换汽提塔；7、变换凝液管；8、蒸汽进气管；9、汽提气出气管；10、喷淋塔；11、不凝气出气管；12、硫回收装置；13、亚硫酸铵溶液循环管；14、亚硫酸铵浓液管；15、烟气脱硫装置；16、清液回收管；17、循环泵；18、氨水管；19、喷头；20、硫酸水溶液管；21、循环泵进口管；22、低温冷凝液管；23、塔内换热器；24、密度计。

具体实施方式

以下通过附图和实施例对本发明的技术方案作进一步说明。

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。

实施例

如图1所示，本发明提供了一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺，包括饱和热水塔1、高效分离器3、变换汽提塔6和喷淋塔10。

饱和热水塔1通过高闪气进气管2与高效分离器3的入口端连接，高效分离器3的出口端连接有高闪气出气管4和全固凝液管5，全固凝液管5的另一端与饱和热水塔1连通。饱和热水塔1顶部来的高闪气温度约170℃，水蒸气含量约99％，通过高闪气进气管2进入高效分离器3，分离掉高闪气中夹带的煤灰等杂质，分离后的高闪气通过高闪气出气管4排出。分离高闪气过程中产生的煤灰等杂质，通过高效分离器3底部的全固凝液管5排放至饱和热水塔1回收利用。

高闪气出气管4的另一端与变换汽提塔6的入口端连接，温度约170℃、水蒸气含量约99％的洁净高闪气通过高闪气出气管4进入变换汽提塔6。变换汽提塔6的入口端还连接有蒸汽进气管8、变换凝液管7，变换凝液通过变换凝液管7进入变换汽提塔6，0.5MPa的饱和蒸汽通过蒸汽进气管8进入变换汽提塔6。利用汽提工艺，通过变换凝液与饱和蒸汽和高闪气的逆流接触，使变换凝液中的氨气扩散到气相中，从而达到净化变换凝液的目的；同时回收利用高闪气的热量，降低0.5MPa的饱和蒸汽的使用量，节能降耗。变换汽提塔6的出口端与汽提气出气管9和氨水管18连接，变换汽提塔6的内部设置有塔内换热器23，0.5MPa的饱和蒸汽和高闪气吸收变换凝液中的氨气后变为变换汽提气经过塔内换热器23降温后由汽提气出气管9排出，在降温过程中部分气相冷凝为2.8％左右氨水，通过氨水管18排出。变换汽提塔6的出口端还连接有低温冷凝管22，被汽提净化后的变换凝液含氨量极低，由低温冷凝液管22排出，返回气化工段回收利用。

汽提气出气管9与氨水管18的另一端均与喷淋塔10的入口端连接，汽提气通过汽提气出气管9从底部进入喷淋塔10，变换汽提塔6内副产的2.8％左右氨水通过氨水管18进入喷淋塔10，在喷淋塔10内，稀硫酸与氨反应生成亚硫酸铵。喷淋塔10的出口端与不凝气出气管11连接，不凝气出气管11与硫回收装置12的入口端连接，硫回收装置12的出口端连接有硫酸水溶液管20，硫酸水溶液管20与循环泵进口管21连接，不凝气中微量的H

喷淋塔10的出口端连接有循环泵进口管21，循环泵进口管21与循环泵17连接，循环泵17的出口端与亚硫酸铵溶液循环管13和亚硫酸铵浓液管14连接，亚硫酸铵溶液循环管13的另一端与喷淋塔10内部的喷头19连接，亚硫酸铵浓液管14的另一端连接有烟气脱硫装置15。亚硫酸铵溶液通过循环泵进口管21进入循环泵17，提压后通过亚硫酸铵溶液循环管13返回喷淋塔10内循环反应，提高亚硫酸铵溶液密度。密度合格的亚硫酸氨溶液，通过亚硫酸铵浓液管14排至烟气脱硫装置15生产硫铵。含氨量极低的不凝气通过不凝气出气管11进入硫回收装置。

烟气脱硫装置15的出口端连接有清液回收管16，清液回收管16与喷淋塔10的入口端连接。密度合格的浓亚硫酸铵溶液在烟气脱硫装置15内通过氧化、结晶、分离生成硫铵产品，增加硫铵产量，提高经济效益；结晶分离过程中产生的清液通过清液回收管16返回喷淋塔10回收利用。

亚硫酸铵溶液循环管13上安装有密度计，用来监控和调整亚硫酸铵溶液的密度。

因此，本发明一种气化高闪气与变换汽提气联合生产工艺，脱除高闪气中煤灰等杂质，分离后高闪气送至变换汽提塔，进行热量回收，降低汽提过程中蒸汽的消耗量，节能降耗；去除了汽提气中的气氨，解决因不凝气含氨带来的硫酸品质差及火炬拖尾现象的问题；同时增加烟气脱硫装置，增加硫铵产量，提高经济效益。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非对其进行限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而这些修改或者等同替换亦不能使修改后的技术方案脱离本发明技术方案的精神和范围。