专利名称：合成氨、碳酸氢铵稀氨水的增浓法的制作方法
技术领域：
本发明涉及在合成氨、碳酸氢铵的生产中稀氨水的处理工艺，更确切地说是在合成氨、碳酸氢铵的生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，使得在合成氨、碳酸氢铵生产中水的进出达到平衡。
在合成氨的工厂中有的以煤、煤集、重油为原料，有的采取以天然气为原料，间歇催化转化，中、低变甲烷化，碳铵流程，有的采取以天然气为原料，间歇催化转化，铜洗碳铵流程。无论采用什么流程什么原料，都存在着所说的“跑氨”问题，所说的跑氨就是在氨、碳酸氢铵生产系统中，气相带出氨气的问题。若采用软水分点回收各气相带出的氨气，则生成大量稀氨水，例如四川某厂每生产一吨氨，气相带出202千克左右的氨，即20%左右的产氨量变成了稀氨水。这些稀氨水之所以能产生出来就是因为在各“跑氨”点例如在生产碳化3号塔，精炼再生气回收，合成等压回收，氨油回收等处分别加入软水吸收氨而造成的。这样虽避免了这些氨气排到大气中，结果确产生了大量的45-55滴度的稀氨水(一个滴度氨等于1/20当量的氨)，例如四川某厂每生产一吨氨获得45-50滴度的稀氨水4-4.5吨。而这些过剩的稀氨水不易销售，造成积压，只能当废液处理，排到江河中去，损失了大量的合成氨，导致煤焦、天然气消耗的增加，电耗的增加，而造成了巨大的经济损失。例如四川某厂仅9个月的时间就损失490吨氨，占氨产量的8.1%，经济损失达12.3万元以上，导致天然气消耗每吨氨增加100立方标米左右，电耗每吨氨增加近100度。将大量的低浓度的氨水排入江河中，不仅污染了环境，影响了生态平衡，也是能源、资源的严重浪费。
中国专利文献CN 85102791A介绍了一种生产碳酸氢铵过程中稀氨水的处理工艺方法，该工艺方法是把水作为一种载体，用水把碳酸氢铵生产过程中的“再生气”“碳酸化尾气”，“合成驰放气”中的氨吸收下来，再经过分馏将氨释放出来，含氨达30%以上的气相部分转入碳铵吸氨系统残液(即循环水)则循环使用。本工艺方法解决了一些稀氨水过剩问题。但是应用该工艺方法需要添置分馏塔，热交换器等设备，增加了设备投资，又占一定场地，给已建厂的改造可能带来一定的困难。该工艺实质是吸收、分馏、再吸收过程。
本发明的目的就在于研究出一种新的在合成氨、碳酸氢铵生产过程中稀氨水增浓的工艺方法，使在合成氨、碳酸氢铵生产中水的进出达到平衡，不产生过剩的稀氨水，解决在合成氨、碳酸氢铵生产过程中稀氨水过剩问题，避免稀氨水的排放，消除对环境的污染，减少电耗和原材料，降低氨和碳酸氢铵的成本，而又不增加什么新设备，给改建厂带来方便，减少改造投资，工艺减化。
众所周知在已有的合成氨、碳酸氢铵生产过程中之所以产生大量过剩的稀氨水，是由于在生产碳化、精炼再生气回收、合成等压回收、氨油回收等处几个“跑氨”处分别加入软水吸收逸出的氨而造成的。为了充分利用原有各“跑氨”点的回收氨的设备，将各单独的跑氨的回收设备连接在一起，在一处加入软水吸氨，得到稀氨水，再用该稀氨水吸收下一个“跑氨”点逸出的氨气，生成较浓一点的氨水，再用比较浓一点的氨水去吸收下一个“跑氨”点逸出的氨气，以此类推，使氨水逐级增浓，而获得一定浓度的氨水，避免了大量过剩氨水的产生。
本发明的一种合成氨、碳酸氢铵的生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，软水从生产碳化系统的生产碳化塔的回收段的第一层塔盘进入，与从生产碳化塔清洗段的下部进入的来自预碳化塔的碳化气逆流接触，吸收碳化气中所带的氨气，生成的稀氨水从生产碳化塔回收段第3至第11层塔盘其中的一层塔盘、回收段底部抽出，从生产碳化塔回收段第9层至第11层塔盘抽出的稀氨水依次进入生产碳化系统的液封槽、再生气回收系统的稀氨水循环槽，与再生气逆流接触使稀氨水增浓，增浓的稀氨水进入稀氨水储槽，然后从稀氨水储槽进入合成放空等压回收系统的等压回收塔上部第一层塔盘与从合成放空等压回收系统的等压回收塔下部进入的合成工段的驰放气和液氨储放气逆流接触吸收其中的氨气生成更浓的氨水，从合成放空等压回收系统的等压回收塔的底部流出供吸氨岗位制备浓氨水使用。
在生产碳化系统中为了使软水较好地吸收氨，以控制生产碳化塔回收段〔1〕出口压力(绝压，以下同)为3.7-7公斤/平方厘米，生产碳化塔清洗段〔2〕出口压力(绝压)为4.0-8.0公斤/平方厘米为好，软水的压力(绝压)小于10公斤/平方厘米，软水的温度8°-30℃，软水温度越低越好，直到不结冰为止。软水通常来自氨冷器。生产碳化塔回收段〔1〕的温度控制，在冬季小于24℃，夏季小于等于32℃，生产碳化塔清洗段〔2〕的温度控制在24°-35℃，软水的投入量为每吨氨加入1-1.2吨软水。从生产碳化塔回收段〔1〕第9至第11层塔盘其中的一层塔盘抽出的稀氨水(18-25滴度)，依次进入生产碳化系统的2号液封槽〔4〕再生气回收系统的2号稀氨水循环槽〔6〕、再生气回收系统1号稀氨水循环槽〔12〕与再生气逆流接触使氨水增浓，增浓的稀氨水进入合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕，然后从合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕进入合成放空等压回收系统的等压回收塔〔11〕上部第一层塔盘。生产碳化系统的2号液封槽〔4〕稀氨水的浓度为18-25滴度。来自预碳化塔的碳化气原料气中氨的含量小于等于0.2克/立方标米。从生产碳化塔回收段第3至第5层塔盘其中的一个塔盘抽出的1.5-4滴度的极低浓度稀氨水，控制跑氨和供分析取样用，进入生产碳化系统的1号液封槽〔3〕，1号液封槽〔3〕中稀氨水的浓度为1.5-4滴度。
所说的生产碳化塔的结构是本领域所属的普通技术人员所公知的，只是在该塔上设有软水加入管一只，抽液接管三只。
在再生气回收系统再生气中氨的回收采用两级强化吸氨，浓、稀氨水分别循环，尾气再度净化，使再生气中的氨得到充分回收和净化，获得较高浓度的稀氨水，促进系统水平衡。同时防止回收气堵管，保证压缩机正常运行。含14-18%(体积比)氨的再生气从回流塔经缓冲桶，进入一级高位吸氨器，与泵抽自1号稀氨水循环槽〔12〕来的85-100滴度的稀氨水并流吸收再生气中的氨(一级吸氨)后，进入气水分离器，被分离的氨水流回1号稀氨水循环槽〔12〕。再生气进入二级高位吸氨器(二级吸氨)与泵自2号稀氨水循环槽〔6〕抽来的35-50滴度的稀氨水并流再度吸收气相中的氨，气、液两相同时进入净氨塔下段(分离段)，稀氨水自底部排回2号稀氨水循环槽〔6〕。再生气进入净氨塔上段与来自塔顶喷淋的清水逆流吸收再生气中残余气氨，清水溢流排掉。净化后的再生气，经气水分离器，去加压风机入口与转化气混合作原料气。
再生气中的氨的吸收液来自生产碳化系统的2号液封槽〔4〕18-25滴度的稀氨水或天然气脱硫液稀氨水(14-18滴度)补入2号稀氨水循环槽〔6〕，增浓至35-50滴度后连续少量的通过2号吸氨泵分流到1号吸氨泵出口管至一级高位吸氨器。1号稀氨水循环槽〔12〕氨水浓度达到85-100滴度时又连续少量通过1号吸氨泵，分流到合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕。再生气回收系统的一级高位吸氨器入口气压力(表压)小于等于50毫米汞柱，二级高位吸氨器入口气压力(长压)小与等于40毫米汞柱，净氨塔出口气压力(表压)小于等于30毫米汞柱，泵出口压力(表压)大于等于2.5公斤/平方厘米，氨水温度控制在24°-35℃，一级高位吸氨器出口气氨含量为6-11%(体积比)，二级高位吸氨器出口气氨含量为1.5-5%(体积比)，净氨塔出口气中氨的含量小于0.2%(体积比)。
在合成放空等压回收系统中合成工段的驰放气和液氨储槽储放气减压至10-12公斤/平方厘米左右，从等压回收塔下部进入，举起浮板进入泡罩，沿泡罩齿根破液与稀氨水接触鼓泡，气体经20层塔盘，氨被吸收，尾气经除沫器自塔顶排入高压废气罐，并稳定气体压力。超压气体，通过压力自动调节回路进入低压废气罐，低压废气供天然气转化，作燃料用气。
来自合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕的85-100滴度的稀氨水输入压力缓冲器压入等压回收塔〔11〕上部第一层塔盘，自上而下吸收气相中的氨，逐层增浓，由塔底自动调接回路压至稀氨水计量槽，该槽中的稀氨水为120-140滴度，交吸氨岗位制备浓氨水用。等压回收塔〔11〕入口压力(绝压)小于等于13公斤/平方厘米，高压废气罐的压力(绝压)小于等于12公斤/平方厘米，低压废气罐的压力(绝压)小于等于4公斤/平方厘米，等压回收塔〔11〕出口气相中氨的含量为0.4-1.4%(体积比)。
在天然气稀氨水脱硫系统中作为脱硫工序供脱硫用的脱硫液稀氨水(18-25滴度)来自生产碳化系统中的2号液封槽〔4〕分流出来的，压入天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕，然后由稀氨水泵抽液输入互喷脱硫塔中与天然气并流喷射，吸收天然气中的硫化氢，经脱硫后的气体去气水分离器，干法脱硫，供转化使用。脱硫液分流压回天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕作为循环氨水，其浓度为15-18滴度，硫化氢含量为小于等于0.1克/升硫化氢，另一部分脱硫液作为分流氨水分流至再生气、氨油收集系统增浓，分流氨水的浓度为15-18滴度，硫化氢含量为小于等于0.1克/升硫化氢。进入互喷脱硫塔的入塔天然气的压力(绝压)大于等于3公斤/平方厘米，其出塔天然气压力(绝压)大于等于2.8公斤/平方厘米，水泵出口压力(绝压)大于3.5公斤/平方厘米，入厂天然气中硫化氢含量为10-100毫克/立方标米硫化氢，脱硫后的天然气中硫化氢含量为小于5毫克/立方标米硫化氢。
在排油氨回收系统中，为了吸收合成工段氨冷、氨分、油分、循环机填料漏气及精炼工段氨冷器排油污管排出的油污中所夹带的氨气，使合成工段氨冷、氨分、油分、循环机填料漏气及精炼工段氨冷器的各排油污管、排气管的油污、漏气进入氨油收集槽鼓泡吸收其中的氨，其氨油收集槽的吸氨液来自生产碳化系统2号液封槽〔4〕中的18-25滴度的稀氨水或天然气稀氨水脱硫系统的脱硫液(一种稀氨水)，在氨油收集槽鼓泡吸收氨使稀氨水(液相)增浓至80-100滴度后，经再生气回收系统抽送至合成放空等压回收系统的盛有85-100滴度稀氨水的稀氨水储槽〔9〕。油污中所夹带的气体从放空管排入大气，油污自溢流口流入油收集桶中。
在生产碳化系统中从生产碳化塔回收段〔1〕底部，经液面自动调节回路抽出的65-80滴度的稀氨水进入生产碳化系统中的3号液封槽〔5〕，自生产碳化系统中3号液封槽〔5〕分流出来的65-80滴度的稀氨水清洗离心机〔8〕，代替从前的用浓氨水稀至35-50滴度的稀氨水，因此减少了因清洗离心机带入系统的水量，有利于水平衡。
自生产碳化系统中的3号液封槽〔5〕分流出来的65-80滴度的稀氨水可以作为碳酸氢铵、硫铵、硝铵、纯碱、氯化铵的洗涤液，洗涤后的水溶液进入产品的母液储槽中，这样不用浓氨水稀释成洗涤液了，有利于水的平衡。
在窑气碳化系统中，来自生产碳化系统2号液封槽〔4〕的18-25滴度的稀氨水进入窑气碳化系统窑气塔上段的回收段第一层泡罩与来自预碳化塔的气相逆流接触吸收气相中的氨，液相增浓至50-60滴度。自生产碳化系统的3号液封槽〔5〕分流出来的另一部分的65-80滴度的稀氨水和窑气碳化系统的窑气塔回收段溢流之稀氨水一并进入窑气塔下段的清洗段与来自预碳化塔之气体逆流接触吸收气相中的氨增浓至90-110滴度后，经液面自动调节回路压至合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕，尾气经自动调压放空，窑气放空尾气的压力(绝压)小于等于3公斤/平方厘米，窑气塔的回收段(上段)的温度控制在24°-34℃，窑气塔清洗段(下段)为24°-34℃，窑气塔清洗段出口的稀氨水为90-110滴度，二氧化碳含量小于30毫升/升，窑气塔回收段出口稀氨水50-60滴度，放空气中氨的含量为小于1.0%(体积比)。
在本发明的工艺方法中气路的大致走向为生产碳化系统中的生产碳化塔所进的气相来自预碳化气经生产碳化塔的清洗段，回收段后去精脱工序或甲烷化工序，在再生气中氨的含量14-18%(体积比)，经二级高位吸氨器吸氨净化后合格的气体去半水煤气风机入口，返回制氨系统，在合成放空等压回收系统中合成工段的驰放气，其中含氨9-12%(体积比，连续发生)，液氨储槽放气，其中含氨50-60%(体积比，间断发生)，两种气体可混合亦可以单独依次进入合成放空等压回收系统的等压回收塔的下部、等压回收塔冷却段，菌帽段，再到高压废气罐，经减压进入低压废气罐，作为生产或生活用的燃气。
在本发明的工艺方法所用的设备均是合成氨、碳酸氢铵生产中所用的原有设备和三个液封槽，只是用管道根据工艺需要相连而成，这是本领域的普通技术人员所公知的。
本发明的工艺方法不但可应用于合成氨、碳酸氢铵的生产工艺中，亦可以用于硫铵、硝铵、纯碱、氯化铵的生产工艺中。
图1合成氨、碳酸氢铵稀氨水逐级增浓流程示意图本发明的工艺方法具有以下优点1.本发明的工艺方法由于一点加入软水，逐渐增浓使生产系统中的进水和出水达到了平衡，不再产生过剩的稀氨水，避免了稀氨水的排放，清除了因稀氨水排放所引起的环境污染。
2.由于本工艺方法合理地确定了各氨损失点回收浓度、压力、温度，提高了氨的回收率和利用率，氨的利用率大于91%，降低了每吨合成氨的原材料和电能等的消耗，每吨合成氨可节约天然气92立方标米，91度电，软水2.5吨，因此降低了每吨合成氨的成本，每吨合成氨成本降低了11元。而且回收的氨所生成的碳铵产品全年可增加利润25万元。
3.由于本发明的工艺方法充分利用了原有的设备，简化了工艺，节约了投资，投资少，见效快，全部投资可在3-4月左右予以回收。
4.本发明的工艺方法充分利用了各氨损失点的差压输送流体，减少了动力消耗。
实施例如图1所示以每吨氨1.1吨软水从生产碳化系统的生产碳化塔的回收段〔1〕的第一层塔盘进入与从生产碳化塔清洗段〔2〕下部进入的，来自预碳化塔的碳化气逆流接触，吸收碳化气中所带的氨，预碳化塔的碳化气(即原料气)中氨的含量为0.19克/立方标米，控制生产碳化塔回收段〔1〕出口压力(绝压)5.3公斤/平方厘米，生产碳化回收塔清洗段〔2〕出口压力为5.6公斤/平方厘米，软水的压力8公斤/平方厘米，软水温度20℃，生产碳化塔的收回段〔1〕温度控制在30℃，生产碳化塔清洗段〔2〕温度控制在30℃，从生产碳化塔回收段〔1〕第10层塔盘抽出的稀氨水的浓度控制在23滴度，进入生产碳化系统的2号液封槽〔4〕中，生产碳化系统的2号液封槽〔4〕中的稀氨水的浓度为23滴度左右，从生产碳化塔回收段〔1〕第4层塔盘抽出的2.5滴度稀氨水控制跑氨和供分析取样用，进入1号液封槽〔3〕。
浓度为23滴度的稀氨水从生产碳化系统的2号液封槽〔4〕进入再生气回收系统的2号稀氨水循环槽〔6〕，继而进入再生回收系统1号稀氨水循环槽〔12〕与再生气逆流接触使稀氨水增浓。其具体的方式是将含有氨17%(体积比)再生气从回流塔经再生回收系统的缓冲桶，进入再生气回收系统的一级高位吸氨器，与泵抽自再生气回收系统的1号稀氨水循环槽〔12〕的93滴度的稀氨水并流吸收再生气中的氨(一级吸氨)进入气水分离器，被分离的氨水流回再生气回收系统的1号稀氨水循环槽〔12〕。再生气进入再生气回收系统的二级高位吸氨器(二级吸氨)与泵自再生气回收系统的2号稀氨水循环槽〔6〕抽来的47滴度的稀氨水并流再度吸收气相中的氨，气、液两相同时进入再生气回收系统的净氨塔下段(分离段)，稀氨水自底部排回再生气回收系统的2号稀氨水循环槽〔6〕。再生气进入净氨塔上段与来自塔顶喷淋的清水逆流吸收再生气中残余气氨，清水溢流排掉。净化后的再生气，经气水分离器，去加压风机入口与转化气混合作原料气。再生气回收系统中的再生气中氨的吸收液来自生产碳化系统的2号液封槽〔4〕23滴度的稀氨水，将此23滴度的稀氨水补入到再生气回收系统的2号稀氨水循环槽〔6〕，增浓至47滴度左右后连续少量地，通过2号吸氨泵分流到1号吸氨泵出口管到一级高位吸氨器。1号稀氨水循环槽〔12〕氨水的浓度到达93滴度左右滴度左右连续少量地通过1号吸氨泵分流到合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕。一级高位吸氨器入口气压力(表压)45毫米汞柱，二级高位吸氨器入口气压力(表压)37毫米汞柱，再生气回收系统的净氨塔出口气压力(表压)27毫米汞柱，泵出口压力(表压)2.6公斤/平方厘米，氨水温度控制在31℃，一级高位吸氨器出口气氨的含量为10%(体积比)，二级高位吸氨器出口氨含量4.0%(体积比)，净氨塔出口气中氨的含量为0.1%(体积比)。
从再生气回收系统的1号稀氨水循环槽〔12〕的增浓的氨水，其浓度为93滴度，进入合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕，其浓度亦为93滴度。从合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕将稀氨水用计量泵〔10〕输入压力缓冲器，压入合成放空等压回收系统的等压回收塔〔11〕上部第一层塔盘，自上而下吸收气相中的氨，逐层增浓，由塔底自动调节回路压至稀氨水计量槽，该槽中稀氨水的浓度保持在135滴度左右，供吸氨岗位制备浓氨水，等压回收塔〔11〕入口压力(绝压)12.5公斤/平方厘米，高压废气罐的压力(绝压)11公斤/平方厘米，低压废气罐的压力(绝压)3.7公斤/平方厘米，等压回收塔〔11〕出口气相中的氨含量为0.45%(体积比)。
在合成放空等压回收系统中合成工段的含氨11%(体积比)的驰放气和含氨55%(体积比)的液氨储槽放气减压至11公斤/平方厘米左右，从合成放空等压回收系统的等压回收塔〔11〕下部进入，举起浮板进入泡罩，沿泡罩齿根破液与稀氨水接触鼓泡，气体经20层塔盘，尾气经除沫器自塔顶排入高压废气罐，并稳定气体压力。超压气体通过压力自动调节回路进入低压废气罐，低压废气供天然气转化，作生活燃料用气。
在天然气稀氨水脱硫系统中，来自生产碳化系统中的2号液封槽〔4〕分流出来的23滴度的稀氨水作为脱硫液，压入天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕，然后由稀氨水泵抽液输入互喷脱硫塔中与天然气并流喷射，吸收天然气中的硫化氢，经脱硫后的气体去水分离器，干法脱硫。供转化使用。脱硫液一部分分流压回天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕为循环氨水，其浓度为17滴度左右，另一部分分流至再生气、氨油收集系统增浓。循环氨水中硫化氢的含量为0.08克/升，分流氨水的浓度为17滴度左右，含硫化氢为0.08克/升。进入互喷脱硫塔的天然气压力(绝压)3.5公斤/平方厘米，其出塔天然气压力(绝压)3.0公斤/平方厘米，泵出口压力(绝压)3.7公斤/平方厘米，入厂天然气中硫化氢的含量为50毫克/立方标米硫化氢，脱硫后的天然气中硫化氢含量4毫克/立方标米硫化氢。
在排油氨回收系统中使合成工段氨冷、氨分、油分、循环机填料漏气及精炼工段氨冷器各排油污管、排气管的油污漏气进入排油氨回收系统中的氨油收集槽鼓泡吸收其中的氨，其氨油收集槽的吸氨液来自生产碳化系统的2号液封槽〔4〕中的23滴度的稀氨水，使该稀氨水增浓至93滴度，经再生气回收系统氨泵抽送至合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕，油污所每夹带的气体从放空管排入大气，油污自溢流口流入收集桶中。
用生产碳化系统的3号液封槽〔5〕分流出来的75滴度的稀氨水清洗离心机〔8〕。
用生产碳化系统中的3号液封槽〔5〕分流出来的75滴度的稀氨水作为碳酸氢铵、硫铵、硝铵、氯化铵的洗涤液，洗涤后的水溶液进入产品的母液储槽中。
窑气碳化系统中生产碳化系统的2号液封槽〔4〕的23滴度的稀氨水进入窑气碳化系统窑气塔上段的回收段第一层泡罩与来自预碳化塔的气相逆流接触吸收气相中的氨，液相增浓至55滴度;自生产碳化系统的3号液封槽〔5〕分流出来的另一部分的75滴度的稀氨水和窑气塔回收段溢流的稀氨水一并进入窑气塔(下段)的清洗段与来自预碳化塔之气体逆流接触吸收气相中的氨、液相增浓至93滴度左右，经液面自动调节回路压至合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕。尾气自动调压放空。窑气放空尾气压力(绝压)3公斤/平方厘米，窑气塔的回收段(上段)温度控制在30℃。窑气塔清洗段(下段)30℃。清洗段出口氨水的浓度为105滴度，二氧化碳含量25毫升/升，回收段出口稀氨水浓度为55滴度，放空气中氨的含量为0.9%(体积比)。
权利要求
1.一种合成氨、碳酸氢铵生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，本发明的特征是，软水从生产碳化系统的生产碳化塔回收段的第一层塔盘进入，与从生产碳化塔清洗段下部进入的，来自预碳化塔的碳化气逆流接触，吸收碳化气中所带的氨气，生成的稀氨水从生产碳化塔回收段第3至第11层塔盘其中的一层塔盘、回收段底部抽出，从生产碳化塔回收段第9层至第11层塔盘抽出的稀氨水，依次进入生产碳化系统的液封槽、再生气回收系统的稀氨水循环槽，与再生气逆流接触使稀氨水增浓，增浓的稀氨水进入稀氨水储槽，然后进入合成放空等压回收系统的等压回收塔上部第一层塔盘与从合成放空等压回收系统的等压回收塔下部进入的合成工段的驰放气和液氨储放气逆流接触吸收其中的氨气生成更浓的氨水。
2.根据权利要求1的合成氨、碳酸氢铵生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，其特征是，用来自生产碳化系统中的2号液封槽〔4〕分流出来的18-25滴度的稀氨水作为脱硫液，压入天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕，由稀氨水泵抽液输入互喷脱硫塔中与天然气并流喷射，吸收其中的硫化氢，经脱硫后的气体去气水分离器，脱硫液分流压回天然气稀氨水脱硫系统中的稀氨水循环槽〔7〕作为循环氨水，另一部分脱硫液作为分流氨水分流至再生气，氨油收集系统增浓。
3.根据权利要求1的合成氨、碳酸氢铵生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，其特征是，用来自生产碳化系统的2号液封槽〔4〕的18-25滴度的稀氨水、天然气稀氨水脱硫系统的脱硫液其中的一种稀氨水进入排油氨回收系统的氨油收集槽鼓泡吸收来自合成工段氨冷、氨分、油分、循环机填料漏气及精炼工段氨冷器的各排油污管的油污、漏气中所带的氨气，使液相增浓至80-100滴度，经再生气回收系统抽送至合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕。
4.根据权利要求1的合成氨、碳酸氢铵生产中稀氨水逐级增浓的工艺方法，其特征是，来自生产碳化系统的2号液封槽〔4〕的18-25滴度的稀氨水进入窑气碳化系统的窑气塔上段的回收段第一层泡罩与来自预碳化塔的气相逆流接触吸收气相中的氨，液相增浓至50-60滴度，来自生产碳化系统的3号液封槽〔5〕分流出来的一部分65-80滴度稀氨水和窑气碳化系统的窑气塔回收段溢流的稀氨水一并进入窑气塔(下段)的清洗段与来自预碳化塔之气体逆流接触吸收气相中的氨增浓至90-110滴度，经液面自动调节回路压至合成放空等压回收系统的稀氨水储槽〔9〕。
全文摘要
本发明涉及合成氨、碳酸氢铵稀氨水增浓的回收处理方法。软水从生产碳化塔回收段第一层塔盘进入与预碳化塔的碳化气逆流接触，吸收其中的氨，生成的稀氨水从生产碳化塔回收段的一层塔盘抽出，依次进入液封槽、氨水循环槽增浓，再进入等压回收塔上部第一层塔盘与合成工段的驰放气和液氨储放气逆流接触吸收其中的氨。本工艺不产生过剩的稀氨水，避免了环境污染，降低了氨的成本，节约了原材料和电能。
文档编号C01C1/00GK1052832SQ89109440
公开日1991年7月10日 申请日期1989年12月23日 优先权日1989年12月23日
发明者幸代兴 申请人:简阳县红塔氮肥厂