一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法

摘要

本发明公开了一种利用含氨废气生产硝酸铵的工艺方法。本发明的工艺方法包括氨酸中和、蒸发浓缩、中和废水的处理与回收等步骤。本发明的氨酸中和反应生成硝酸铵时所放出大量的热，能通过中和器内部足够大的内循环系统被及时移走，使含氨废气与硝酸中和反应得以正常进行而不会导致局部过热增加爆炸危险性；中和反应所产生的中和热能得到有效利用，极大地降低整个生产中蒸汽的消耗量；中和废水经装填有离子交换树脂的离子交换器处理后可得到完全回收。本发明的工艺能完全回收利用含氨废气中的氨，能充分利用中和反应所产生的中和热能，能耗低、产品附加值高。以生产1000kg熔融硝酸铵计，本发明可节省蒸汽100kg。

权利要求

1.一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法，包括以下步骤：

(1)氨酸中和：压力为0.1～0.3MPa的三聚氰胺尾气经预热器预热至100℃～140℃，进入气氨过滤器除掉三聚氰胺尾气中夹带的液固物质，经混合气体分布器进入中和器下部的中央循环管内；

重量百分浓度为45％～53％的硝酸，经硝酸泵升压至0.2～0.4MPa，经硝酸分布器进入中和器下部中央循环管内；

三聚氰胺尾气中的氨与硝酸在中央循环管内充分混合，在125℃～140℃、pH值2～5的条件下发生中和反应，生成硝酸铵并放出大量的热；

水、惰性气体及反应生成的硝酸铵被带入中和器上部的闪蒸空间，利用中和反应热进行闪蒸，气液分离后得到重量百分浓度为75％～80％、温度为125℃～140℃、pH值3～

5的硝酸铵溶液，以及压力为0.01～0.02MPa、温度为120℃～140℃、pH值3～6、NH-N3

＜150mg/Nm 的混合中和蒸汽；

3

所述压力为0.01～0.02MPa、温度为120℃～140℃、pH值3～6、NH-N＜150mg/Nm 的混合中和蒸汽经管道分别送至三聚氰胺尾气预热器、预蒸发器，作为三聚氰胺尾气、高NH-N废水预热的热源，中和蒸汽冷凝后形成温度为20℃～35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～

300mg/L的中和冷凝废水；

所述重量百分浓度为75％～80％、温度为125℃～140℃、pH值3～5的硝酸铵溶液从气液分离室溢流口流入中和液槽；

(2)蒸发浓缩：中和液槽的硝酸铵溶液经中和液泵送入一段蒸发器，在0.05～0.07MPa的真空下，以压力为0.3～0.4MPa、温度为140℃～150℃的蒸汽为热源，对所述硝酸铵溶液进行浓缩，浓缩后得到重量百分比浓度为92％～95％的硝酸铵溶液，浓缩后的硝酸铵溶液流入稀硝槽；分离出的废气进入一蒸分离器，分离其中所夹带的液滴后去一蒸冷却器，废气冷却后形成温度为35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～300mg/L的中和废水；

稀硝槽中的重量百分比浓度为92％～95％的硝酸铵溶液经稀硝铵泵升压后，送入常压热气气提降膜蒸发器，以压力为1.2～1.3MPa、温度为185℃～195℃的蒸汽作为膜蒸发热源，对该硝酸铵溶液进行浓缩，得到重量百分比浓度≥99％的熔融硝酸铵；

(3)中和废水的处理与回收

一蒸冷却器冷却后形成的温度为35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～300mg/L的中和+废水，与中和冷凝废水汇集于中和废水槽，通过污水泵送入离子交换器，中和废水中的NH4+ - -被阳离子交换器中的H 置换，NO3 被阴离子交换器中的0H 置换，出离子交换器的水送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；

所述离子交换器吸附饱和时，分别用重量百分比浓度为2％～5％的HNO3溶液、重量百分比浓度为2％～7％的NH4OH溶液对阳离子交换器、阴离子交换器进行再生，再生后排出的高NH-N废水经废水泵送入预蒸发器，以中和蒸汽为热源，将高NH-N废水浓缩为重量百分比为20％的稀硝酸铵溶液，送入稀硝酸铵回收液槽，经回收泵加压后送入中和器，经硝铵装置生产成为硝铵产品。

说明书

一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及含氨废气处理技术领域，具体地说涉及一种利用含氨废气生产硝酸铵的工艺方法。

背景技术

[0002] 化工企业的含氨废气主要有合成氨生产装置的驰放气、液氨贮槽的驰放气、三聚氰胺生产装置的含氨尾气等。合成氨驰放气中主要含H2、N2、NH3和少量惰性气体，其中H2约占60％的比例；液氨贮槽驰放气主要含有大量的NH3和少量惰性气体；三聚氰胺尾气是一种含有约70％NH3、30％的CO2及少量液固物质的含氨废气，所述液固物质主要是尿素、氰尿酸、导热油等有机杂质。

[0003] 目前对于合成氨驰放气、液氨贮槽驰放气的回收处理，均有较为成熟的工艺，对于合成氨驰放气的处理工艺方法一般是先用高压低温脱盐水吸收废气中的氨，再采用中空纤维膜分离法回收大量的H2、N2做合成氨生产原料气；对于液氨贮槽驰放气的处理工艺方法主要是采用无动力氨回收装置利用合成氨装置的膜回收尾气通过膨胀机做功来回收大量的氨，少量的惰性气体则送合成氨生产装置作燃料气体。经实践证明上述工艺在处理合成氨驰放气、液氨贮槽驰放气时是经济可行的。

[0004] 目前对三聚氰胺尾气的处理主要有三种方法：1、生成碳化氨水，用作碳铵或硫铵肥料；2、氨碳分离分别回收液氨和二氧化碳以制造其他产品；3、制成浓甲铵液送入尿素装置，重新副产尿素。第1种方法能耗低，但产品附加值低。第2种方法，氨碳分离的工艺技术复杂，工艺流程长，装置投资大，分离得到的二氧化碳中所含的氨很难再返回到工艺生产装置中使用，直接排放会造成很大的经济浪费，并且也达不到环境保护规范的要求。第3种方法，与现有其它的尿素装置联产时大量会增加系统的水量，引起尿素合成塔中水碳比的提高，导致尿素合成塔内二氧化碳转化率的下降增加消耗。并且后2种方法虽然得到的产品附加值高，但能耗高，每回收1吨液氨需耗电200～250Kwh、耗1.0MPa(G)的蒸汽5.0～5.5吨。

[0005] 因此需要寻找一个能耗低、产品附加值高的回收三聚氰胺尾气中所含氨的方法。

发明内容

[0006] 本发明的目的在于克服现有技术中存在的上述不足，提供一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法，该方法能有效处理含氨废气，能耗低、产品附加值高。本发明中的含氨废气是指压力较低、含有较大量的氨难将其中的氨回收利用的混合气体，三聚氰胺尾气就特别符合本发明中所指的含氨废气。

[0007] 为了实现上述目的，本发明提供了以下技术方案：

[0008] 一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法，包括以下步骤：

[0009] (1)氨酸中和：压力为0.1～0.3MPa的含氨废气经预热器预热至100℃～140℃，进入气氨过滤器除掉含氨废气中夹带的液固物质，经混合气体分布器进入中和器下部的中央循环管内；

[0010] 重量百分浓度为45％～53％的硝酸，经硝酸泵升压至0.2～0.4MPa，经硝酸分布器进入中和器下部中央循环管内；

[0011] 含氨废气中的氨与硝酸在中央循环管内充分混合，在125℃～140℃、pH值2～5的条件下发生中和反应，生成硝酸铵并放出大量的热；

[0012] 水、未参加反应的惰性气体及反应生成的硝酸铵被带入中和器上部的闪蒸空间，利用中和反应热进行闪蒸，气液分离后得到重量百分浓度为75％～80％、温度为125℃～140℃、pH值3～5的硝酸铵溶液，以及压力为0.01～0.02MPa、温度120℃～140℃、pH值
3
3～6、NH-N＜150mg/Nm 的混合中和蒸汽；

[0013] 所述压力为0.01～0.02MPa、温度为120℃～140℃、pH值为3～6、NH-N＜150mg/3
Nm 的混合中和蒸汽经管道分别送至含氨废气预热器、预蒸发器，作为含氨废气、高NH-N废水蒸发、系统管道设备保温伴热等热源，中和蒸汽冷凝后形成温度为20℃～35℃、pH值为
3～5、含NH-N 100～300mg/L的中和冷凝废水；

[0014] 所述重量百分浓度为75％～80％、温度为125℃～140℃、pH值3～5的硝酸铵溶液从气液分离室溢流口流入中和液槽；

[0015] (2)蒸发浓缩：

[0016] 中和液槽的硝酸铵溶液经中和液泵送入一段蒸发器，在0.05～0.07MPa的真空下，以压力为0.3～0.4MPa、温度为140℃～150℃的蒸汽为热源，对所述硝酸铵溶液进行浓缩，浓缩后得到重量百分比浓度为92％～95％的硝酸铵溶液，浓缩后的硝酸铵溶液在重力作用下流入稀硝槽；分离出的废气进入一蒸分离器，分离其中所夹带的液滴后去一蒸冷却器，废气冷却后形成温度为35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～300mg/L的中和废水；

[0017] 稀硝槽中的重量百分比浓度为92％～95％的硝酸铵溶液经稀硝铵泵升压后，送入常压热气气提降膜蒸发器(二段蒸发器)，以压力为1.2～1.3MPa、温度为185℃～195℃蒸汽作为膜蒸发热源，对该硝酸铵溶液进行浓缩，得到重量百分比浓度≥99％的熔融硝酸铵，常压热气气提降膜蒸发器产生的废蒸气经除雾器除去其中所夹带的液滴后放空；

[0018] (3)中和废水的处理与回收：

[0019] 一蒸冷却器冷却后形成的温度为35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～300mg/L的中和废水，与中和冷凝废水汇集于中和废水槽，通过污水泵送入阴阳离子交换器，中和废水+ + -中的NH4 被阳离子交换器中交换树脂上带有的H 置换，NO3 被阴离子交换器中交换树脂上-
带有的OH 置换，出离子交换器的水送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；

[0020] 当阴阳离子交换器中交换树脂吸附达饱和时，分别用重量百分比为2％～5％的HNO3溶液、重量百分比为2％～7％的NH4OH溶液对离子交换树脂进行再生，再生后排出高NH-N废水(该废水中NH-N浓度高于进水的30-50倍)，经废水泵送入预蒸发器，以中和蒸汽为热源，将所述高NH-N废水浓缩为20％的稀硝酸铵溶液，送入稀硝酸铵回收液槽，通过回收泵加压后送入中和器，经硝铵装置生产成为硝铵产品。

[0021] 本发明中所指的含氨废气中含有大量的氨，因此，有效地回收含氨废气中的氨就成为降低企业生产成本的重要途径。在现有的含氨废气中有三聚氰胺尾气特别符合本发明所指的含氨废气，在目前三聚氰胺尾气回收氨的方法中，不是回收产品的价值低就是回收能耗高，而用含氨废气生产硝酸铵，所得产品附加值高，能耗较低，但由于硝酸铵在一定条件下会发生分解爆炸，因此稍有不当就会带来危险，所以实际生产中并未将含氨废气用于生产硝酸铵。

[0022] 本发明的发明人经长期反复试验，确定硝酸中和反应的工艺条件，严格控制工艺参数，并使用内循环式中和器，使中和反应在溶液中进行，反应生成的硝酸铵溶液大部分循环进入中央循环管，使中和反应生成硝酸铵时所放出大量的热，能通过中和器内部足够大的内循环系统被及时移走，使三聚氰胺尾气类含氨废气与硝酸中和反应得以正常进行而不会发生爆炸。

[0023] 本发明的工艺方法中，除将中和反应所产生的中和热用以对硝酸铵溶液进行闪蒸外，还将富裕的中和反应热用以预热含氨废气和高NH-N废水，最大限度地利用了中和反应热，能极大地降低整个生产中蒸汽的消耗量，以生产1000kg熔融硝酸铵计，本发明可节省蒸汽100kg。

[0024] 本发明用含氨废气生产硝酸铵的过程中，以离子交换器处理中和废水，中和废水+ -中的NH4 和NO3 分别被专用于硝铵废水提浓处理的阴阳离子交换树脂吸附(所述阳离子交换树脂为改进性强酸性丙烯酸型阳离子交换树脂，由丙烯酸高分子共聚物经磷酸、硝酸硝磷化处理后所形成的丙烯酸高分子共聚基体上带有硝基、磷基的阳离子交换树脂；阴离子交换树脂为改进性强碱性苯乙烯型阴离子交换树脂，由苯乙烯-二乙烯苯共聚交联结构的高分子共聚物经二甲胺及液氨氨化后再经氯甲醚氯化处理后形成的苯乙烯-二乙烯苯共聚交联高分子基体上带有仲·叔氨基的阴离子交换树脂)，出离子交换器的水质达脱盐水标准送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；当离子交换树脂吸附达饱和时，分别用2％～5％的HNO3溶液、2％～7％的NH4OH溶液进行再生，再生产生的高NH-N废水经废水泵送入预蒸发器中浓缩后送入中和器，被完全回收利用。

[0025] 与现有技术相比，本发明的有益效果是：本发明用含氨废气生产硝酸铵的工艺方法，可有效处理含氨废气，能完全回收利用含氨废气中的氨，能充分利用中和反应所产生的中和热能，对中和废水也进行了回收处理，能耗低、产品附加值高、对周围环境不会造成污染。

附图说明

[0026] 图1为本发明的总体工艺流程示意图。

[0027] 图2为本发明的中和反应工艺流程示意图。

[0028] 图3为本发明的中和废水回收工艺流程示意图。

[0029] 图中标记为：1-混合气体分布器，2-硝酸分布器，3-中和器，4-中央循环管，5-闪蒸空间，6-三聚氰胺尾气预热器，7-预蒸发器，8-溢流口，9-中和液槽，10-中和液泵，11-一段蒸发器，12-稀硝槽，13-一蒸分离器，14-一蒸冷却器，15-稀硝铵泵，16-常压热气气提降膜蒸发器，17-中和废水槽，18-污水泵，19-离子交换器，20-一级阳离子交换器，
21-一级阴离子交换器，22-二级阳离子交换器，23-二级阴离子交换器，24-废水泵，25-稀硝酸铵回收液槽，26-回收泵，27-熔融槽。

具体实施方式

[0030] 下面参照说明书附图，结合具体实施例对本发明作进一步的详细描述。

[0031] 实施例

[0032] 如图所示，本实施例列举三聚氰胺尾气生产硝酸铵的方法，包括以下步骤：

[0033] (1)氨酸中和：压力为0.1～0.3MPa的三聚氰胺尾气经预热器6预热至100℃～140℃，进入气氨过滤器除掉三聚氰胺尾气中夹带的液固物质，经混合气体分布器1进入中和器3下部的中央循环管4内；

[0034] 重量百分浓度为45％～53％的硝酸，经硝酸泵升压至0.2～0.4MPa，经硝酸分布器2进入中和器下部中央循环管4内；

[0035] 三聚氰胺尾气中的氨与硝酸在中央循环管4内充分混合，在125℃～135℃、pH值2～5的条件下发生中和反应，生成硝酸铵并放出大量的热；

[0036] 水、尾气中未参加反应的惰性气体及反应生成的硝酸铵被带入中和器3上部的闪蒸空间5，利用中和反应热进行闪蒸，气液分离后得到硝酸铵溶液；

[0037] 水、惰性气体及夹带的部分硝酸铵形成混合中和蒸汽，进入中和器3顶部的高效捕集除雾区，拦截夹带的部分硝酸铵后得到压力为0.01～0.02MPa、温度为120℃～140℃、3
pH值3～6、NH-N＜150mg/Nm 的混合中和蒸汽，所述混合中和蒸汽经管道分别送至三聚氰胺尾气预热器6、预蒸发器7，作为三聚氰胺尾气、高NH-N废水预热的热源，中和蒸汽冷凝后形成温度为20℃～35℃、pH值为3～5、含NH-N 200～300mg/L的中和冷凝废水；

[0038] 被拦截的硝酸铵返回至内循环的硝酸铵溶液中，与气液分离后得到硝酸铵溶液混合成重量百分浓度为78％～80％、温度为125℃～135℃、pH值3～5的硝酸铵溶液，所述硝酸铵溶液沿中央循环管与中和器筒体之间的环隙，从中央循环管4的底部再进入中央循环管4，当硝酸铵溶液的液面到达中央循环管4与闪蒸空间5之间的溢流口8时，该硝酸铵溶液从气液分离室溢流口8流入中和液槽9；

[0039] (2)中和液槽9的硝酸铵溶液经中和液泵10送入一段蒸发器11，在0.05～0.07MPa的真空下，以压力为0.3～0.4MPa、温度约150℃的蒸汽为热源，对该硝铵溶液进行浓缩，得到重量百分比浓度为92％～95％的硝铵溶液，该硝酸铵溶液在重力作用下流入稀硝槽12，分离出的废气进入一蒸分离器13，分离其中所夹带的液滴后去一蒸冷却器14；

[0040] 稀硝槽12中的重量百分比浓度为92％～95％的硝铵溶液经稀硝铵泵15升压后，送入常压热气气提降膜蒸发器16，以压力为1.2～1.3MPa、温度为温度185℃～195℃的蒸汽作为膜蒸发热源，对该硝酸铵溶液进行浓缩，得到重量百分比浓度≥99％的熔融硝酸铵，熔融硝酸铵收集于熔融槽27，常压热气气提降膜蒸发器16产生的废蒸气经除雾器除去其中所夹带的液滴后放空；

[0041] (3)中和废水的处理与回收

[0042] 一蒸冷却器14冷却后形成的温度为35℃、pH值为3～5、含NH-N 100～200mg/L的中和废水，与中和冷凝废水汇集于中和废水槽17，通过污水泵18送入离子交换器19，先后经一级阳离子交换器20、一级阴离子交换器21、二级阳离子交换器22、二级阴离子交换器23进行离子交换，一、二级阳离子交换器中装填有黑马牌XWA-08AB型改进性强酸性丙烯酸型阳离子交换树脂，一、二级阴离子交换器中装填有黑马牌XWA-08AB型改进性强碱性苯+ -乙烯型阴离子交换树脂，中和废水中的NH4 和NO3 分别被阴阳离子交换器中交换树脂上带+ - -
有的H 置换，NO3 被阴离子交换器中交换树脂上带有的OH 置换，出离子交换器的水质达脱盐水标准送入脱盐水槽，经脱盐水泵送化水站或脱盐水用户；

[0043] 当阴阳离子交换器中交换树脂吸附达饱和时，分别用重量百分比为2％～5％的HNO3溶液、重量百分比为2％～7％的NH4OH溶液进行再生，再生后的高NH-N废水中NH-N浓度是中和废水的30-100倍，经废水泵24送入预蒸发器7，以中和蒸汽为热源，高NH-N废水浓缩为温度为105℃、pH值5～8的重量百分浓度为20％的稀硝酸铵溶液，送入稀硝酸铵回收液槽25，通过回收泵26加压后送入中和器3，控制中和反应温度在125℃～135℃。

[0044] 本实施例的三聚氰胺尾气生产硝酸铵的工艺，可几乎全部回收尾气中的氨，每吨三聚氰胺尾气可生产2.05吨熔融硝酸铵，中和反应所产生的中和热也能有效地回收利用，每生产4.5吨硝酸铵(相当于生产一吨液氨)，消耗蒸汽约1.1吨，与现有生产一吨液氨相比，可节约蒸汽约3.9～4.4吨，极大地节约了能源。并且硝酸铵是最终产品，而液氨是中间产品，以液氨为原料生产其他产品还需进一步消耗能源。

[0045] 以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。