一种氨水资源化利用工艺及装置
技术领域
本发明涉及一种高浓度氨氮氧化液汽提脱氨回收氨水技术，具体涉及到一种氨水资源化利用工艺技术。
背景技术
草甘膦结晶液是一种生产草甘膦原药过程中产生的废水，其成分复杂，主要含有机磷、有机氮和氯化钠等物质，直接排放势必对环境造成严重污染，我公司目前采用湿式催化氧化技术对这种有机废水进行处理，表面呈黄色，pH值为8-9，氧化废水氨氮含量为4000-6000ppm。
专利CN201720781613.2中提到的含氨氮氧化废水处理工艺，通过汽提脱氨塔进行氨氮脱除，塔顶冷凝器利用工业循环水完成对回流液的冷凝，液体进回流罐，部分采出即为15％-18％的氨水，另有不凝气送至吸收塔，经过二级水洗塔吸收，得到8％-10％的氨水。吸收塔的8％-10％的稀氨水和塔顶采出的15％-18％的氨水一并进入氨水储罐中，塔底得到去除氨氮后的氧化液，送至下游工段提取磷酸盐，脱氨氧化液去除氨氮后，保障了下游工段的产品质量和工作环境。
但在实际生产过程中，运用专利CN201720781613.2的技术存在以下问题：第一，汽提脱氨系统所产的副产氨水主要由蒸氨塔顶回流罐、一级尾气吸收塔排浓、二级尾气吸收塔排浓这三处排出的氨水混合所得，为保证最终尾气排放合格、现场无异味，两级吸收塔排浓氨水浓度需控制在6％以下；第二，由于尾气吸收塔采用的是填料塔，吸收液中氨水浓度不宜过高，否则会造成填料塔堵塞，塔压降增大，进而导致出现液泛、淹塔等故障工况，所以吸收液中氨水浓度也不能过高；第三，由于需要控制现场异味，两级尾气吸收塔的吸收液排浓需要根据现场异味的实际情况，进行不规律排浓，从而导致这两股氨水的浓度十分不稳定，优化前的工艺流程图如图1所示。由于氨水储罐中的氨水是由三路混合所得，而从吸收塔送来的氨水浓度偏低，且存在浓度不稳定情况，最终导致外送氨水的浓度偏低(6％～8％)，而且浓度还十分不稳定，因此，达不到锅炉等焚烧设备烟气脱硫脱硝使用要求(8％以上)。
发明内容
本技术发明的目的旨在提出一种氨水资源化利用方案，主要是通过改变吸收塔循环采出方式和以软水更换吸收液提升氨水质量，解决了原有工艺中一级尾气吸收塔、二级尾气吸收塔排浓液直接与冷凝液氨水一起进入稀氨水中转罐导致的稀氨水的浓度偏低(6％～8％)和浓度不稳定等问题，本发明提出的优化工艺从而克服该技术难点，使得氨水浓度稳定在10％-15％范围，生产成稀氨水外销，达到资源化利用的目的。
本发明提供的一种氨水资源化利用工艺及装置，为保证蒸氨工段副产氨水能被其汽提脱氨工艺进行优化和改造，主要是通过改变尾气吸收塔塔底吸收液循环采出方式，并以软水更换吸收液提升氨水质量，将二级尾气吸收塔塔底的排浓液补充到一级吸收塔作为吸收液，将一级尾气吸收塔塔底的排浓液补充到蒸氨塔作为塔顶回流，优化后的工艺流程图如图1所示。
为实现本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，现对几股工艺水相关成分进一步说明：
1.氧化液：指草甘膦生产的结晶液废水，经高温高压氧化降COD值的弱碱性液体。
2.氧化液中氨氮含量为4000mg/L～6000mg/L，二氧化碳含量为5000mg/L～11000mg/L，COD含量：20000～40000mg/L，盐分含量为19～29％，正磷含量：15000～25000mg/L，总磷含量：20000～30000mg/L，pH值8～9。
3.脱氨氧化液：经汽提脱氨塔分离后，塔釜底部出来的脱氨氧化液。其中氨氮含量(以NH3计)：＜100mg/L，CO2含量为＜100mg/L，COD含量：20000～40000mg/L，盐分含量为19～29％，正磷含量：15000～25000mg/L，总磷含量：20000～30000mg/L。
为实现本发明的目的，采取了如下装置，包括以下设备及管线(见附图1)：
含氨氮氧化液管道与氧化液进料泵连接，氧化液进料泵出口通过管线与氧化液进料板式换热器物料进口连接；氧化液进料板式换热器物料出口通过管线与汽提脱氨塔进口连接；汽提脱氨塔气相出口通过管线与氨气冷凝器气相进口连接，氨气冷凝器液相出口与冷凝氨水回流罐进口连接，冷凝氨水回流罐液相出口经冷凝氨水回流采出泵与稀氨水中转罐进口连接；稀氨水中转罐出口与稀氨水转运泵进口连接。
冷凝氨水回流罐液相出口经冷凝氨水回流采出泵与汽提脱氨塔回流管线连接。
氨气冷凝器气相出口以及冷凝氨水回流罐气相出口分别与一级尾气吸收塔连接；一级尾气吸收塔气相出口与二级尾气吸收塔气相进口连接，二级尾气吸收塔吸收液出口经管线与二级尾气吸收塔采出循环泵进口连接，二级尾气吸收塔采出循环泵出口通过管线与一级尾气吸收塔连接。
一级尾气吸收塔吸收液出口与一级尾气吸收塔采出循环泵进口连接，一级尾气吸收塔采出循环泵出口与汽提脱氨塔回流管线连接。
汽提脱氨塔塔釜底部液相出口与脱氨氧化液采出循环泵进口连接，脱氨氧化液采出循环泵出口通过管线分别与再沸器进口和氧化液进料板式换热器热源进口连接，氧化液进料板式换热器热源出口与脱氨氧化液出料泵连接；再沸器出口与塔釜通过管线连接。所述的再沸器包括一级再沸器及二级再沸器。
为实现本发明的目的采取了如下工艺，主要步骤为(见附图1)：
步骤(1)利用28-34％液碱将氧化液的pH值调为8±0.5，含氨氮氧化液通过氧化液进料泵与脱氨氧化液在氧化液进料板式换热器中进行热交换和预热，升温至70～80℃。
进一步地，步骤(1)所述的氧化液进料板式换热器换热面积60m2。
步骤(2)升温后的含氨氮氧化液通进入汽提脱氨塔内，控制汽提脱氨塔进料流量40m3/h～50m3/h，氧化液进入气体脱氨塔与塔釜产生的蒸汽进行热交换，气体分离后进入汽提脱氨塔上部精馏段提浓，并从塔顶馏出。汽提脱氨塔为筛板式常压汽提塔，进料方式为塔底进料，另塔底设有再沸器，利用蒸汽升温，控制蒸汽压力在0.3MPa～0.5MPa范围内，保障塔底温度85℃-90℃，塔顶温度75℃-80℃。
进一步地，步骤(2)所述的汽提脱氨塔直径1米～2.5米，塔高20～45米，其中提馏段15～36米(包括塔釜)，精馏段4～9米，提馏段塔板数为15～50块。
步骤(3)塔釜底部脱氨氧化液在保持一定液位的情况下，从塔底通过脱氨氧化液采出/循环泵与调节阀控制，80％～90％(体积比)脱氨氧化液去到脱氨氧化液储罐，10％～20％(体积比)脱氨氧化液通过再沸器(包括一级再沸器及二级再沸器)汽化后进入塔釜液位上方，并在脱氨汽提塔中进行气液分离。通过控制脱氨氧化液采出和循环加热体积比在上述范围内，主要存在以下好处：一是能控制脱氨氧化液中氨氮、COD和总磷等指标在可控范围内，避免因过大流量的采出导致脱氨氧化液相关技术指标不合格；二是一定量脱氨氧化液进入塔顶回流，能够确保整个塔内温度不会因新鲜氧化液的进入过快降低，影响氨氮脱除效果及冷凝氨水浓度。
进一步地，步骤(3)所述的再沸器换热面积160m2。
进一步地，步骤(3)所述的脱氨氧化液采出/循环泵流量为40m3/h～60m3/h，控制蒸汽压力在0.3MPa～1.0MPa范围内，通过蒸汽阀门开度控制再沸器(包括一级再沸器及二级再沸器)温度120℃～130℃。
步骤(4)从汽提脱氨塔顶出来的含氨蒸气经氨气冷凝器冷凝，冷凝氨水进入回流罐，后经冷凝氨水回流/采出泵10％～20％(体积比)氨水进入脱氨汽提塔顶部回流，80％～90％(体积比)冷凝氨水进入稀氨水中转罐，经稀氨水转运泵转运到其他地方回用。回流量在上述体积比范围内，汽、液两相接触传质效果可达到最优，且能较好的控制塔底温度在85℃-90℃范围内，塔顶温度75℃-80℃范围内。
进一步的，步骤(4)所述的稀氨水转运泵根据需要开关，其流量为40m3/h～50m3/h，冷凝氨水回流/采出泵为1m3/h～12m3/h，副产稀氨水浓度：10％～15％。
步骤(5)经氨气冷凝器后的不凝气体进入一级尾气吸收塔吸收，二级尾气吸收塔吸收液经二级尾气吸收塔采出泵进入一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，继续吸收不凝尾气。将二级尾气吸收塔的吸收液补充到一级尾气吸收塔作为吸收液，一级尾气吸收塔吸收液经一级尾气吸收塔采出/循环泵，其中30％～50％(体积比)吸收液到脱氨汽提塔顶部回流，50％～70％(体积比)吸收液从一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，形成外循环继续吸收不凝尾气。精确控制吸收液回流比例可将吸收效果达到最优，避免吸收液因吸收不凝气达到饱和后无法继续吸收不凝气，导致现场异味失去管控。同时也可避免因过大和过小的回流量导致塔内温度偏低、淹塔和脱氨效果差、氨水浓度不稳定等现象的发生。
进一步地，所述的一级尾气吸收塔采出/循环泵流量为1m3/h～12m3/h，二级尾气吸收塔采出泵流量为1m3/h～12m3/h。
经过以上工艺优化之后，蒸氨系统只有蒸氨塔顶回流罐1处排浓。
本发明一种氨水资源化利用工艺及装置，具有以下有益效果：
(1)解决了原有工艺中一级尾气吸收塔、二级尾气吸收塔排浓液直接与冷凝液氨水一起进入稀氨水中转罐，导致外送氨水的浓度偏低(6％～8％)的问题。
(2)该技术解决了氨水浓度过低无法实现资源化回用的问题，达到脱硫脱硝的使用要求，实现蒸氨工段副产氨水得到了有效的资源化利用，每年节约处理成本480万元。
(3)经过以上工艺优化之后，解决两级吸收液中氨水浓度过高造成填料塔堵塞，塔压降增大而导致的塔内液泛、淹塔等故障工况。
(4)彻底并有效控制了两级尾气吸收塔不规律排浓导致的现场异味和两股氨水的浓度不稳定问题，环保效益明显。
附图说明
图1为一种氨水资源化利用工艺流程图。其中，脱氨氧化液出料泵1，氧化液进料泵2，氧化液进料板式换热器3，汽提脱氨塔4，氨气冷凝器5，冷凝氨水回流罐6，冷凝氨水回流/采出泵7，一级再沸器8，二级再沸器9，脱氨氧化液采出循环泵10，一级尾气吸收塔11，一级尾气吸收塔采出循环泵12，二级尾气吸收塔13，二级尾气吸收塔采出循环泵14，稀氨水中转罐15，稀氨水转运泵16。
具体实施方式
实施例1
一种氨水资源化利用装置，氧化液进料泵2出口通过管线与氧化液进料板式换热器3物料进口连接；氧化液进料板式换热器3物料出口通过管线与汽提脱氨塔4进口连接；汽提脱氨塔4气相出口通过管线与氨气冷凝器5气相进口连接，氨气冷凝器5液相出口与冷凝氨水回流罐6进口连接，冷凝氨水回流罐液相出口6通过经冷凝氨水回流/采出泵7连接氨水输送管线与稀氨水中转罐15进口和汽提脱氨塔4回流管线连接，稀氨水中转罐15出口与稀氨水转运泵16进口连接。
冷凝氨水回流罐6气相出口与一级尾气吸收塔11连接。氨气冷凝器5气相出口与一级尾气吸收塔11气相进口连接。
汽提脱氨塔4塔釜液相出口与脱氨氧化液采出/循环泵10进口连接，脱氨氧化液采出循环泵10出口通过管线与一级再沸器8，二级再沸器9进口和氧化液进料板式换热器3热源进口连接，氧化液进料板式换热器3热源出口与脱氨氧化液出料泵1连接。一级再沸器8，二级再沸器9出口与塔釜通过管线连接。
一级尾气吸收塔11吸收液出口与一级尾气吸收塔采出循环泵12进口连接，一级尾气吸收塔采出/循环泵12出口与汽提脱氨塔4回流管线连接。
一级尾气吸收塔11气相出口与二级尾气吸收塔13气相进口连接，二级尾气吸收塔13吸收液出口经管线与二级尾气吸收塔采出循环泵14进口连接，二级尾气吸收塔采出/循环泵14出口通过管线与一级尾气吸收塔11连接。
实施例2
氧化液调节pH值经调节至8.5后经氧化液进料泵以50m3/h的流量进入系统，通过与氧化液进料板式换热器热交换后升温至80℃后再进入汽提脱氨塔，气体分离后进入汽提脱氨塔上部精馏段提浓，并从塔顶馏出。汽提脱氨塔为筛板式常压汽提塔，进料方式为塔底进料，另塔底设有再沸器，利用蒸汽升温，蒸汽压力0.5Mpa，塔底温度90℃，塔顶温度80℃；塔釜底脱氨氧化液在保持一定液位的情况下，通过脱氨氧化液采出循环泵连续采出，汽提脱氨塔塔釜液位与脱氨氧化液采出循环泵形成连锁控制。从塔底通过脱氨氧化液采出循环泵与调节阀控制，90％(体积比)脱氨氧化液去脱氨氧化液储罐，10％(体积比)脱氨氧化液再沸器汽化后进入塔釜液位上方，脱氨氧化液采出/循环泵流量为46.28m3/h，蒸汽压力0.5MPa，通过蒸汽阀门开度控制一级再沸器，二级再沸器温度125℃。进入塔釜液面上方，汽流上升，与下降的氧化液进行气液分离，分离的气体继续进入精馏段，提浓后从塔顶馏出，经氨气冷凝器冷凝，进入塔顶冷凝氨水回流罐。12％(体积比)氨水进入脱氨汽提塔顶部回流，88％(体积比)冷凝氨水进入稀氨水中转罐。冷凝氨水回流/采出泵为2.3m3/h。
不凝气体进入一级尾气吸收塔吸收，二级尾气吸收塔吸收液经二级尾气吸收塔采出泵进入一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，继续吸收不凝尾气。将二级尾气吸收塔的吸收液补充到一级尾气吸收塔作为吸收液，50％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液经一级尾气吸收塔采出/循环泵和管线进入脱氨汽提塔顶部回流，50％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液从一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，形成外循环继续吸收不凝尾气。一级尾气吸收塔采出/循环泵流量为2m3/h，二级尾气吸收塔采出泵流量为1m3/h。
经过以上工艺优化之后，蒸氨系统只有冷凝氨水回流罐处排浓。经稀氨水转运泵转运到其他地方回用，稀氨水转运泵根据需要启动，其流量为50m3/h。
所获得的稀氨水浓度12％，达到烟气脱硫脱硝使用要求(8％以上)，脱氨氮后氧化液氨氮含量80mg/L，二氧化碳含量86mg/L，COD含量：26200mg/L，盐分含量为20.5％，正磷含量：22364mg/L，总磷含量：26420mg/L。
实施例3
氧化液调节pH值经调节至8.2后经氧化液进料泵以50m3/h的流量进入系统，通过与氧化液进料板式换热器热交换后升温至80℃后再进入汽提脱氨塔，气体分离后进入汽提脱氨塔上部精馏段提浓，并从塔顶馏出。汽提脱氨塔为筛板式常压汽提塔，进料方式为塔底进料，另塔底设有再沸器，利用蒸汽升温，蒸汽压力0.5Mpa，塔底温度85℃，塔顶温度75℃；塔釜底脱氨氧化液在保持一定液位的情况下，通过脱氨氧化液采出循环泵连续采出，汽提脱氨塔塔釜液位与脱氨氧化液采出循环泵形成连锁控制。从塔底通过脱氨氧化液采出循环泵与调节阀控制，85％(体积比)脱氨氧化液去脱氨氧化液储罐，15％(体积比)脱氨氧化液再沸器汽化后进入塔釜液位上方，脱氨氧化液采出/循环泵流量为44.68m3/h，蒸汽压力0.5MPa，通过蒸汽阀门开度控制一级再沸器，二级再沸器温度120℃。进入塔釜液面上方，汽流上升，与下降的氧化液进行气液分离，分离的气体继续进入精馏段，提浓后从塔顶馏出，经氨气冷凝器冷凝，进入塔顶冷凝氨水回流罐。10％(体积比)氨水进入脱氨汽提塔顶部回流，90％(体积比)冷凝氨水进入稀氨水中转罐。冷凝氨水回流/采出泵为1.8m3/h。
不凝气体进入一级尾气吸收塔吸收，二级尾气吸收塔吸收液经二级尾气吸收塔采出泵进入一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，继续吸收不凝尾气。将二级尾气吸收塔的吸收液补充到一级尾气吸收塔作为吸收液，30％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液经一级尾气吸收塔采出/循环泵和管线进入脱氨汽提塔顶部回流，70％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液从一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，形成外循环继续吸收不凝尾气。一级尾气吸收塔采出/循环泵流量为4.67m3/h，二级尾气吸收塔采出泵流量为2m3/h。
经过以上工艺优化之后，蒸氨系统只有冷凝氨水回流罐处排浓。经稀氨水转运泵转运到其他地方回用，稀氨水转运泵根据需要启动，其流量为50m3/h。
所获得的稀氨水浓度13.5％，达到烟气脱硫脱硝使用要求(8％以上)，脱氨氮后氧化液氨氮含量62mg/L，二氧化碳含量75mg/L，COD含量：22100mg/L，盐分含量为18.3％，正磷含量：21533mg/L，总磷含量：23100mg/L。
实施例4
氧化液调节pH值经调节至8.6后经氧化液进料泵以52m3/h的流量进入系统，通过与氧化液进料板式换热器热交换后升温至80℃后再进入汽提脱氨塔，气体分离后进入汽提脱氨塔上部精馏段提浓，并从塔顶馏出。汽提脱氨塔为筛板式常压汽提塔，进料方式为塔底进料，另塔底设有再沸器，利用蒸汽升温，蒸汽压力0.5Mpa，塔底温度90℃，塔顶温度80℃；塔釜底脱氨氧化液在保持一定液位的情况下，通过脱氨氧化液采出循环泵连续采出，汽提脱氨塔塔釜液位与脱氨氧化液采出循环泵形成连锁控制。从塔底通过脱氨氧化液采出循环泵与调节阀控制，95％(体积比)脱氨氧化液去脱氨氧化液储罐，5％(体积比)脱氨氧化液再沸器汽化后进入塔釜液位上方，脱氨氧化液采出/循环泵流量为50.86m3/h，蒸汽压力0.5MPa，通过蒸汽阀门开度控制一级再沸器，二级再沸器温度125℃。进入塔釜液面上方，汽流上升，与下降的氧化液进行气液分离，分离的气体继续进入精馏段，提浓后从塔顶馏出，经氨气冷凝器冷凝，进入塔顶冷凝氨水回流罐。8％(体积比)氨水进入脱氨汽提塔顶部回流，92％(体积比)冷凝氨水进入稀氨水中转罐。冷凝氨水回流/采出泵为3.3m3/h。
不凝气体进入一级尾气吸收塔吸收，二级尾气吸收塔吸收液经二级尾气吸收塔采出泵进入一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，继续吸收不凝尾气。将二级尾气吸收塔的吸收液补充到一级尾气吸收塔作为吸收液，25％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液经一级尾气吸收塔采出/循环泵和管线进入脱氨汽提塔顶部回流，75％(体积比)一级尾气吸收塔吸收液从一级尾气吸收塔顶部进入一级尾气吸收塔，形成外循环继续吸收不凝尾气。一级尾气吸收塔采出/循环泵流量为4.8m3/h，二级尾气吸收塔采出泵流量为1.2m3/h。
经过以上工艺优化之后，蒸氨系统只有冷凝氨水回流罐处排浓。经稀氨水转运泵转运到其他地方回用，稀氨水转运泵根据需要启动，其流量为50m3/h。
所获得的稀氨水浓度8.5％，达到烟气脱硫脱硝使用要求(8％以上)，脱氨氮后氧化液氨氮含量120mg/L，二氧化碳含量114mg/L，COD含量：35000mg/L，盐分含量为15.2％，正磷含量：25200mg/L，总磷含量：32000mg/L。
本发明的装置中，各设备的型号如下：
