氨回收分离工艺简介
无动力氨回收装置概述
无动力氨回收装置概述
一、工作原理
无动力氨回收是以提氢尾气为解析气，利用气体节流膨胀，吸热制冷，采用深冷法分离驰放气中的氨，同时利用冷却分离后的液氨到板式换热器进一步冷却驰放气，使液氨汽化吸热，得到产品气氨，从而达到把驰放气中的氨分离出来的目的。
二、工艺流程
附：1、无动力氨回收工艺流程图。
2、无动力氨回收工艺流程简图。
三、主要设备
解析气高效缓冲分离器
驰放气高效缓冲分离器
第一板式换热器
第二板式换热器
第一氨分离器
第二氨分离器
1#膨胀机(1700H)
2#膨胀机(1700L)
3#膨胀机(500H)
4#膨胀机(500L)
气氨缓冲罐
氨压机
四、主要技术参数
1、压力
驰放气、解吸气压力1.0-2.0MPa最高≤2.5MPa
膨胀机轴承保护气0.6-0.8MPa 最高<1.2MPa
无动力氨回收至三气燃烧压力0.03-0.15MPa
气氨压力0.03-0.15MPa
膨胀机进口压力1.0-2.0MPa
膨胀机排气压力0.03-0.15MPa
2、温度
第二氨分离器出口温度 -40 — -70℃膨胀机出口温度-60 — -85℃
气氨温度-10 — 10℃
3、流量
驰放气流量<2200 m3/h
4、液位
第一氨分离液位≤300mm
第一氨分离液位≤300mm
5、转速
1#、2#膨胀机转速≤8万/分
3#、4#膨胀机转速≤10万/分
6、气体成分
驰放气NH3≤35%
无动力氨回收出口NH3≤1%。
煤气化废水酚氨回收工艺流程的分析和改进
煤气化废水酚氨回收工艺流程的分析和改进酚氨回收是一种通过对含有酚和氨的废水进行处理，使其按比例分离出酚和氨，从而达到回收利用的目的。
其处理流程一般分为以下几个步骤：1. 酸化处理废水进入酸化罐，在酸性条件下，使氨变成氨气，从而将其挥发。
这一步骤的目的是将氨从水中蒸发出来，减少对后续处理工艺的干扰。
2. 透析处理酸化处理后的废水进入透析罐，在透析膜上形成浓差梯度，使酚和氨沿着浓差梯度分离出来。
其中，透析膜是一种具有特殊孔径大小、能够使一些分子透过而其它分子不能透过的膜。
通过这一步骤，废水中的酚与氨得以分开，从而实现回收利用。
3. 中和处理在透析处理后，分离出的酚和氨需要进行中和处理，调整其pH值，使其接近中性。
这一步骤的目的是达到环保要求，使处理后的子液池能够直接排放到河流或土壤中，避免对环境造成影响。
4. 蒸发浓缩处理酸化处理后的废水中氨气的挥发量较大，而酚的含量较少。
因此，在透析和中和处理后，需要对分离出的酚和氨进行蒸发浓缩处理，使其浓缩后便于回收利用。
5. 回收利用蒸发浓缩处理后，分离出的酚需要进行再生处理，将其用于工业原料或作为生活用品。
而分离出的氨则需要进行再次利用，用于制造氮肥、医药等。
问题分析和改进思路在现有的煤气化废水酚氨回收技术中，仍然存在一些问题和不足。
具体来说，主要有以下几个方面：1. 废水的回收率较低目前的酚氨回收技术中，由于后续处理工艺的局限性，致使废水的回收率较低。
因此，需要在后续处理工艺上进行改进，提高废水的回收率。
2. 后续处理工艺环保性较差部分废水处于浓缩状态，需要进行后续处理，而传统的处理手段存在环保性问题，如会造成氮氧化物等有害物质的排放。
因此，需要在后续处理工艺上寻找一种更加环保的处理方式。
3. 能源消耗较大酚氨回收技术采用的蒸发浓缩处理过程对能源消耗较大，成本较高。
因此，需要改进处理工艺，减少能源消耗，从而提高经济效益。
针对以上问题，可以从以下几方面进行改进：1. 加强后续处理工艺研发，提高废水的回收率。
蒸氨法氨回收工艺及装置简介
效 益 分 析 节 能 减 排
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变成 氨水 ， 然后通 过 蒸 氨塔 的汽 提 作 用在 塔 顶 得 到
由于农 药 厂 要求 制 取无 水 液 氨 ， 除一 部 分 自用
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２ 氨 回 收 工 艺 流 程
碱 解尾气 以 ０ ０ ａ的 压 力 、 ５ Ｃ的 温度 ．６ ＭＰ 约 ｏ。 进入 氨 回收装 置 。碱解尾 气 首先 由洗氨塔 的底 部进
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饱和器法生产硫酸铵回收氨全解
摘要煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化工工业的重要组成部分。
炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。
在炼焦过程中，煤中的氮有1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐基。
其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。
一般在煤气初冷器后煤气含吡啶盐基约为0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占75%~85%。
回炉煤气中吡啶盐基含量约0.02~0.05 g/m3，即回收率达90%~95%。
本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。
对于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器，然后进入饱和器。
煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回收段。
结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到饱和器。
结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。
对于中和器法提取粗轻吡啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。
分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽，放入储槽。
下层的分离水返回中和器。
硫酸铵产量1362.6kg/h；硫酸消耗量1367.1kg/h；氨损失率0.54%；带入饱和器总水量1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压7.75kPa；母液最低温度54℃；煤气预热温度69.6℃；饱和器中央煤气管直径1530 mm；煤气进口管直径1090 mm；饱和器直径5000mm；饱和器高度7740 mm；除酸器进口管外径1660 mm；除酸器直径2720 mm；除酸器出口管在器内部分高度4150 mm；干燥器的沸腾床面积0.778㎡；干燥器直径1000 mm；干燥器溢流口高度388 mm；从反应器回收的吡啶盐基量18.355kg/h；母液处理量1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数95.7%；中和器直径1220 mm；中和器筒体高度1220 mm；中和器总高1775 mm；保温面积7.97㎡；设备质量756.03kg关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液；硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡啶目录第一章总论 (6)1.1 概述 (6)1.2 文献综述 (6)1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理 (7)1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理 (8)1.3 设计条件及要求 (10)1.4 工艺流程的确定 (11)第二章回收氨的工艺流程 (12)第三章硫酸铵生产的影响因素及其控制 (14)3.1 母液酸度 (14)3.2 母液温度 (15)3.3 母液搅拌 (16)3.4 离心分离和水洗 (16)3.5 杂质 (18)3.6 晶比 (19)第四章回收氨时物料平衡和热量平衡的计算 (20)4.1 物料衡算 (20)4.1.1氨的平衡及硫酸用量的计算和硫酸铵产量的计算 (20)4.1.2 水平衡及母液温度的确定 (21)4.2 热量衡算 (23)4.2.1输入热量 (23)4.2.2 输出热量 (26)第五章硫酸铵生产的主设备计算 (28)5.1 饱和器 (28)5.2 除酸器 (30)5.3 干燥器 (32)5.4 结晶槽 (37)第六章中和器法提取粗轻吡啶工艺流程 (39)第七章影响粗轻吡啶生产的因素及其控制 (41)7.1 吸收阶段 (41)7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段 (42)第八章中和器的物料平衡工艺计算 (43)8.1 母液处理量 (43)8.2 分凝器后氨气分配给中和器的质量分数 (44)第九章回收粗轻吡啶的主要设备计算 (45)9.1 中和器 (45)9.2 冷凝冷却器 (46)9.3 沉淀槽 (46)第十章设计一览表 (47)参考文献 (48)设计体会与收获 (49)致谢 (50)第一章总论1.1概述炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一个重要部门，是钢铁联合企业的主要组成部分之一，是煤炭的综合利用工业。
饱和器法生产硫酸铵回收氨
饱和器法生产硫酸铵回收氨1. 简介饱和器法是一种常用的生产硫酸铵和回收氨的方法。
在这个过程中，氨气与硫酸反应生成硫酸铵晶体，并将剩余的氨气重新循环使用。
本文将介绍饱和器法生产硫酸铵回收氨的工艺流程、操作步骤以及设备要求。
2. 工艺流程饱和器法生产硫酸铵回收氨的工艺流程主要包括以下几个步骤：第一步：制备饱和硫酸溶液首先，需要制备一定浓度的硫酸溶液作为反应液。
一般情况下，浓度为40%~50%的硫酸溶液可以满足生产硫酸铵的要求。
第二步：供氨系统准备在饱和器法中，氨气是反应的重要物料之一，因此需要准备供氨系统。
供氨系统包括氨气供应装置、氨气净化装置以及氨气循环装置。
氨气供应装置可以提供稳定的氨气供应，氨气净化装置可以去除氨气中的杂质，氨气循环装置可以将剩余的氨气回收利用。
第三步：反应器操作将制备好的硫酸溶液注入反应器，并将氨气通入反应器。
在适当的温度和压力条件下，氨气与硫酸发生反应生成硫酸铵晶体。
这个过程需要一定的反应时间，通常为数小时。
第四步：分离和回收待反应完成后，需要将反应液从饱和器中分离出来，并采取合适的方法将硫酸铵晶体从反应液中分离出来，如离心、过滤等。
所得的硫酸铵可以作为产品进行销售。
而剩余的反应液中仍含有一定量的氨气，需要进一步回收利用。
第五步：氨气回收对于剩余的反应液中的氨气，可以通过氨气回收装置进行回收利用。
氨气回收装置一般采用吸附剂吸附氨气的方法，并通过适当的脱附操作将吸附的氨气释放出来，以便进行下一次的反应。
3. 操作步骤饱和器法生产硫酸铵回收氨的操作步骤如下：步骤1：准备饱和硫酸溶液根据生产要求，制备一定浓度的硫酸溶液。
可以在实验室中使用溶液配制仪器进行配制。
确保硫酸溶液的浓度在40%~50%之间。
步骤2：准备供氨系统准备供氨系统，包括氨气供应装置、氨气净化装置以及氨气循环装置。
确保氨气供应稳定，氨气净化装置能够去除氨气中的杂质，并且氨气循环装置能够有效地回收剩余的氨气。
步骤3：操作反应器将准备好的硫酸溶液注入反应器，并通入氨气。
酚氨回收工艺简述
酚氨回收工艺简述一．岗位任务该工艺生产过程中会产生大量的煤气化废水，本期的废水量为430 吨/小时。
这些废水的污染负荷非常高，经闪蒸、沉降后，总酚浓度6000 mg/L 以上，COD 值20000 mg/L 以上，pH 值9-10.5 左右。
对于该类废水，必须采用化工预处理与生化处理相结合的方式才能实现达标排放。
煤气化废水化工预处理流程按双系列设计，单系列的处理量确定为215 吨/小时，产生16.9m3/h的10％的氨水，送往烟气脱硫装置。
二、工艺原理a）萃取原理：液位萃取是分离液体混和物的一种方法，若一溶液内含有A、B两组，为将其分离，可使用溶剂C加入到溶液中利用液体混和物各组份在溶液C中溶解度的差异而实现分离，所使用溶剂必须满足下列两个基本要求：a、溶剂不能被分离混合物完全互溶，只能部分溶解。
b、溶剂对A、B两组分有一定的溶解能力。
这样将一定量溶剂加入到被分离混和物中使其形成两个液相，然后加以搅伴，将一个液相以小滴的形式分散于另一液相中，形成很大的相接触面，给物质传递创造良好的条件，两液相因密度差而自行沉降分层，溶剂中出现了C和B两种物质称为萃取相，被分离混和物中出现了溶剂，称萃余相。
精馏原理：利用两组份相对挥发度的差异.而实现连续的高纯度分离。
氨回收：煤加压气化废水中的氨大部分以游离态的形态存在，一般占90％以上，其他以固定氨形态存在。
所以废水中氨的回收一般以蒸汽汽提精馏为主。
三、工艺流程简述：1、脱酸来自煤气水分离工号的1.3MPa 的原料污水分成两路，一路经酚水冷进料换热器C624AB01 与循环水换热冷却至35℃，作为脱酸塔（E624AB01）填料上段冷进料，以控制塔顶温度；另一路经三次换热：经换热器C624AB09AR、氨气一级换热器与脱氨塔顶气相出料换热至91.5℃，经换热C624AB04AR、酚水一级换热器与脱氨塔底出料换热至110℃左右，再经换热器C624AB05AR、酚水二级换热器与脱酸塔底出料换热至145℃后，作为脱酸塔的热进料，进入脱酸塔的第一块塔盘上。
煤气化废水酚氨回收工艺流程的分析和改进
煤气化废水酚氨回收工艺流程的分析和改进煤气化废水酚氨回收工艺是指对经过煤气化后产生的含酚、含氨废水进行处理，通过一系列的技术手段，将其中的酚和氨回收利用，达到资源再利用和环境保护的目的。
本文对该工艺流程进行了分析，并提出了改进方案。
一、工艺流程分析1.废水预处理煤气化过程产生的废水中含有各种有机物和无机物，其中主要成分是苯和氨。
首先对废水进行一些预处理工作，比如通过物化方法对催化剂进行筛选，去除其中的金属离子；将废水中的固体进行过滤等。
2.吸附处理吸附是废水处理中比较常见的一种方法，通过对溶液中的某些成分进行吸附，来达到分离、纯化目的。
比如将废水中的酚和氨利用负载剂吸附，将负载剂与废水分离，再将负载剂进行脱附，得到酚和氨的高纯度产物。
3.萃取处理萃取是指从混合物中将某种成分分离出来的过程。
在废水处理中使用的更多的是有机萃取剂，比如二甲基苯、三甲基苯等，将它们与废水混合，萃取出其中的酚和氨，再通过加热、离心、蒸发等方法进行分离、纯化。
4.膜分离处理膜分离是指通过膜技术将溶液中的一些成分进行分离的过程。
膜分离的优点是操作简单、占地面积小、自动化程度高。
比如可以使用反渗透膜对废水进行处理，将其中的酚和氨与水分离，达到回收目的。
二、改进方案1.优化负载剂的选择针对废水预处理中催化剂中所含的金属离子对后续工艺的影响，可以优化负载剂的选择，使用金属离子较少的负载剂。
比如可以使用活性炭、生物质等作为负载剂。
吸附和萃取处理各有优缺点，可以将两种方法进行整合，既可以减少废水处理过程中的环保压力，又具有高效、节能的特点。
3.保证膜分离的稳定性膜分离的稳定性十分重要，如果在膜分离过程中膜发生损坏，会导致后续工艺的无法进行。
因此要选用优质的膜材料，保证膜的稳定性。
同时还可以引入一些辅助措施，如选择合适的溶液浓度和温度，保证膜分离的效果和稳定性。
总之，煤气化废水酚氨回收工艺是一项具有广阔应用前景的技术，其工艺流程和技术细节的改进将对回收利用效果和环保效果的提升起到积极的推动作用。
无机物工艺教案-氨的回收
一般控制在0.028滴度以下，废液中氨的含量是蒸氨操作效果的
重要标志。若废液中氨含量过高，说明氨回收效果不好，造成氨的损失大；若废液中氨含量过低，则说明加入灰乳过量，易造成设备及管道堵塞。
二、蒸氨工艺流程的组织及操作控制要点
从过滤工序来的20～30℃的母液经泵10打入蒸氨塔顶l母液预热段的水箱内，被管外上升蒸汽加热，温度升至约70℃左右，从预热段最上层流入塔中部加热段4，该段采用填料或设置托液槽，以扩大气液接触面。
教案首页
学科
无机物工艺
第三章氨减法生产纯碱
第八节氨的回收
审批签字
授课时数
2
授课方法
讲授
授课工具
授课时间
授课班级
教学目的
了解蒸氨原理，掌握蒸氨工艺条件、操作要点
教学重点
和难点
重点：蒸氨原理、蒸氨工艺条件
难点：蒸氨操作要点
复习提问
简述重碱煅烧、过滤工艺条件
教学内容、方法和过程
附记
引课：
第八节氨的回收
一、氨回收的基本原理及工艺条件的优化
2.压力
蒸氨过程中，塔的上、下部压力不同。塔下部压力与所用蒸汽压力相同或接近；塔顶的压力为负压，有利于氨的蒸发并避免氨的泄漏损失。同时也应保持系统密封，以防空气漏出而降低气体浓度。
3.灰乳的用量
用于蒸氨的石灰乳，一般含活性CaO浓度为180～220滴度，用量应比化学计量稍微过量，以保证蒸氨完全。调和液中CaO一般过量不超过1.2滴度，这应根据母液流量及浓度、预热母液中含CO2量以及石灰乳的浓度、操作温度等调节。
教学内容、方法和过程
附记
母液经分液槽3加入，与下部上来的热气直接接触，蒸出液体中的游离NH3和CO2。
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氨回收分离工艺简介
1．技术背景
目前国内的合成氨生产中，氨合成工段的放空气及弛放气中氨回收均采用等压回收法制氨水。
传统的等压回收工艺中，氨回收效率低，气体出口氨含量高。
为了保证气体出口氨含量达到氢回收工艺要求，通常采用大量软水洗涤方法，造成稀氨水过多而外排，严重污染环境。
针对目前氨回收工艺存在的缺陷，我公司开发了一种新型氨回收分离工艺。
该工艺采用二级喷射吸收、塔外冷却等强化手段，同时塔内采用高效气液接触装置，大大提高了氨回收效率。
回收的浓氨水可直接作商品氨水出售，也可分离成液氨出售，不仅提高了企业的经济效益，而且彻底消除了氨氮废水的排放。
2．工艺技术简介
2．1 工艺流程
氨回收分离工艺流程示意图见附图1。
2．2 工艺流程说明
来自氨合成工段的放空气及弛放气（NH3：20—40%）进入喷射器（A），在喷射器（A）内，利用喷射原理将氨回收塔（A）塔釜内的氨水抽吸到水冷器（A）内，气液混合物在水冷器（A）内冷却吸收后进入氨回收塔（A）的下部，分离下来的氨水入塔釜循环吸收，气体则经来自氨回收塔（B）塔釜内的氨水吸收氨后进入喷射器（B），在喷射器（B）内，利用喷射原理将氨回收塔（B）塔釜内的氨水抽吸到水冷器（B）内，气液混合物在水冷器（B）内冷却吸收后进入氨回收塔（B）的下部，分离下来的氨水入塔釜循环吸收，气体则经软水吸收氨后去氢回收工段（NH3≤100mg/Nm3）。
来自水处理工段的软水进入氨回收塔（B）上部，吸收氨后入塔釜。
氨回收塔（B）塔釜氨水一部分经喷射器（B）循环吸收，另一部分经稀氨水泵打入氨回收塔（A）上部，吸收氨后入塔釜。
氨回收塔（A）塔釜氨水一部分经喷射器（A）循环吸收，另一部分（氨水浓度：200tt）则去浓氨水槽作商品氨水出售或去氨水分离装置制液氨出售。
来自氨回收塔（A）塔釜内的氨水（氨水浓度：200tt）经预塔预热器预热后进入预精馏塔中部，预塔塔釜经预塔再沸器加热，塔顶气体经预塔冷凝器冷凝后进入预塔收集罐，冷凝液一部分作为预塔顶部回流，另一部分由浓氨水泵抽出，经主塔预热器预热后进入主精馏塔中部，主塔塔釜经主塔再沸器加热，塔顶气体经主塔冷凝器冷凝后进入主塔收集罐，冷凝液一部分作为主塔顶
部回流，另一部分则去液氨贮槽作商品液氨出售。
主塔塔釜氨水经减压后由预塔中上部进入预塔，与来自氨回收塔（A）塔釜内的氨水一起在预塔内进行传质传热，预塔塔釜内的残液（NH3≤50mg/l）去锅炉给水用。
2．3 工艺技术特点
该工艺与传统的等压回收工艺比较，具有以下优点：
2．3．1 回收效率高
传统的等压回收工艺，因采用等压回收塔内鼓泡吸收，吸收效率低（氨回收率约70—80%）。
该工艺采用二级喷射吸收、塔外冷却等强化手段，同时塔内采用高效气液接触装置，大大提高了氨回收效率（氨回收效率高达99%）。
2．3．2 气体出口氨含量低
传统的等压回收工艺，气体出口氨含量一般大于1000mg/Nm3。
该工艺气体出口氨含量小于100 mg/Nm3。
2．3．3 回收氨水浓度高
传统的压回收工艺，回收氨水浓度一般为100tt左右。
该工艺回收氨水浓度可达200tt。
2．3．4 软水用量小，无废水排放
传统的等压回收工艺，因气体出口氨含量高，为了保证气体出口氨含量达到氢回收工艺要求，通常采用大量软水洗涤方法（10万吨/年合成氨厂软水用量约为15m3/h），造成稀氨水过多而外排，严重污染环境。
该工艺在保证气体出口氨含量合格的条件下，尽量减少软水用量（10万吨/年合成氨厂软水用量约为2m3/h），无氨氮废水排放。
2．3．5 回收成本低
传统的等压回收工艺，因回收氨水浓度低（≤100tt），若要分离制液氨，则蒸汽消耗较高（约10T/TNH3），回收成本高。
该工艺回收氨水浓度高（≥200tt），若分离制液氨，则蒸汽消耗低（约6T/TNH3），回收成本较低。
3．工艺技术核心
3．1 该工艺采用二级喷射吸收方法，利用放空气和弛放气作动力，使氨水循环吸收，既强化了吸收效果，又节省了动力。
3．2 该工艺采用塔外冷却方法，既强化了冷却效果，又节约了设备投资，而且检修方便。
3．3 该工艺采用高效气液接触装置，提高了气液接触效率，强化了吸收效果。
3．4 该工艺采用二级加压精馏技术，分离效率高。
氨水分离直接制液氨，残液直接作软水使用。
4．投资情况
按10万吨/年合成氨能力计算，该装置投资情况如下：
该装置总投资约150万元，其中：
氨回收装置投资约50万元；
氨水分离制液氨装置投资约100万元。
5．效益情况
按10万吨/年合成氨能力计算，该装置的效益情况如下：
5．1 回收氨的效益
原工艺回收氨量约400Kg/h，该工艺回收效率按提高20%计，则一年增加回收氨量为：
0.4×20%×24×300 = 576（吨）
液氨价格按1800元/吨计，则一年回收氨的效益为：
576×0.18 = 103.68（万元）
5．2 节约软水效益
节约软水量按10m3/h计，则一年节约软水量为：
10×24×300 = 72000（吨）
软水价格按2元/吨计，则一年节约软水效益为：
7.2×2 = 14.4（万元）
5．3 总经济效益
103.68 + 14.4 = 118.08（万元）
5．4 环保效益
氨水全部回收利用，无氨氮废水排放。
衡阳成大化工技术服务有限公司。