CN103641193A

CN103641193A - 一种节能的氨水蒸馏技术

Info

Publication number: CN103641193A
Application number: CN201310743669.5A
Authority: CN
Inventors: 卫宏远
Original assignee: SUZHOU OULA ENGINEERING TECHNOLOGY Co Ltd
Current assignee: Xue Bin
Priority date: 2013-12-30
Filing date: 2013-12-30
Publication date: 2014-03-19
Anticipated expiration: 2033-12-30
Also published as: CN103641193B

Abstract

本发明提供一种氨水蒸馏的节能生产方法，包括如下步骤：(a)提供化工企业生产过程产生的含有NH₃和杂质的原料氨水，所述杂质包括H₂S、HCN和/或CO₂杂质；(b)蒸馏塔底的高温废水与所述原料氨水换热后进入蒸发器或直接进入蒸发器，部分闪蒸产生第一低熵值蒸汽，使得温度降低至55～125℃；(c)所述蒸发器内的低温废水循环送至分缩器，被氨汽加热至70～130℃后返回所述蒸发器，部分闪蒸产生第二低熵值蒸汽；(d)所得到的蒸发器内的第一低熵值蒸汽和第二低熵值蒸汽由MVR压缩机压缩为饱和温度103～165℃的高熵值蒸汽，送进蒸馏塔作为蒸馏的供热热源。

Description

一种节能的氨水蒸馏技术

技术领域

本发明涉及一种采用蒸馏和蒸发及MVR压缩集成工艺处理原料氨水的方法，特别是适用于冶金焦化、石油化工和煤化工(以下简称“化工”)等行业中含有NH₃和H₂S及HCN、CO₂等杂质的原料氨水处理。

背景技术

根据原料中C(碳)、H(氢)、S(硫)、N(氮)、O₂(氧)等组分的不同和加工工艺的选择，在生产过程中生成NH₃和H₂S及HCN、CO₂等杂质，这些杂质溶于水中形成原料氨水。尽管原料氨水本身没有多少实用价值，处理的成本又高，但环境保护的严格要求，不允许其直接排放。

为解决原料氨水的出路，一般通过蒸馏将原料氨水中的NH₃和H₂S及HCN分离出去，并在下一工序回收利用，蒸馏塔底排出的废水，送至下一工序进一步处理。

目前的实际应用中，国内外广泛采用蒸馏分离的工艺，采用蒸馏分离工艺的目的，一是控制蒸馏塔底排出废水中的杂质浓度降低到生化处理(细菌处理)可以进行降解的程度；否则杂质浓度过高，会造成细菌死亡，生化处理无法进行，此时废水将无法达标排放，二是把NH₃和H₂S及HCN等杂质以资源利用的形式从塔顶分离出来并回收。

为此，本领域技术人员首先尽量把原料氨水中的NH₃和H₂S及HCN等杂质从蒸馏塔顶分离出来，并作为资源综合利用而在后续的工序中加以回收。蒸馏塔底排出的废水，其中的污染物杂质含量为：CODcr≤10g/l，NH₃-N≤20mg/l，氰化物≤20mg/l，再进行生化处理，使其达到外排的环保要求。

具体从工艺来说，原料氨水的处理，目前国内外广泛采用的是常规氨水蒸馏工艺。常规的氨水处理采用塔式法蒸馏工艺，原料氨水与蒸馏塔底废水换热后进入蒸馏塔，产生的氨汽(含有NH₃和H₂S及HCN、CO₂、水等)在分缩器中被冷却水间接冷凝冷却后，得到较高浓度的氨汽。塔底废水与原料氨水换热后，再用冷却水冷却，送出界区外。常规氨水蒸馏工艺的供热，通常采用新鲜蒸汽直接送入蒸馏塔内；或采用循环废水间接加热的方式，间接加热的热源一般为蒸汽、导热油、气体燃料等。

而常规氨水蒸馏工艺需要改进的地方在于，一是需要大量的新鲜蒸汽等热源为蒸馏供热；二是为得到较高浓度的氨汽产品(约10%)而使用大量冷却水进行分缩(部分冷凝冷却，下同)操作，氨汽中水蒸气的相变热没有被合理回收利用，导致该工艺所需外部供热量高、能耗大。

综上所述，本领域缺乏一种针对原料氨水进行改进的节能工艺，同时满足以下要求：一是控制蒸馏塔底排出废水中的杂质浓度降低到生化处理(细菌处理)可以进行降解的程度；否则杂质浓度过高，会造成细菌死亡，生化处理无法进行，此时废水将无法达标排放，二是把NH₃和H₂S及HCN等杂质以资源利用的形式从塔顶分离出来并回收；三是达到节能，减少冷却水的应用，甚至可实现氨水蒸馏系统自身的热量平衡，而不需要额外供入新鲜蒸汽。

因此，本领域迫切需要开发一种改进的氨水蒸馏技术。

发明内容

本发明的目的在于获得一种氨水蒸馏的节能生产方法。

在本发明的第一方面，提供了一种氨水蒸馏的节能生产方法，其包括如下步骤：

(a)提供化工企业生产过程产生的含有NH₃和杂质的原料氨水，所述杂质包括H₂S、HCN和/或CO₂杂质；

(b)蒸馏塔底的高温废水与所述原料氨水换热后进入蒸发器或直接进入蒸发器，部分闪蒸产生第一低熵值蒸汽，使得温度降低至55～125℃；

(c)所述蒸发器内的低温废水循环送至分缩器，被氨汽加热至70～130℃后返回所述蒸发器，部分闪蒸产生第二低熵值蒸汽；

(d)所得到的蒸发器内的第一低熵值蒸汽和第二低熵值蒸汽由MVR压缩机压缩为饱和温度103～165℃的高熵值蒸汽，送进蒸馏塔作为蒸馏的供热热源。

本发明人发现，通过上述工艺的结合，本发明氨水蒸馏节能工艺与常规氨水蒸馏工艺相比较，几乎不使用新鲜蒸汽，冷却水用量也大幅下降了60～70%，节能效果十分显著。

本发明的方法为循环进行的连续生产方式，因此所述步骤的序号仅为说明，而不代表其先后的顺序关系。

本发明中，所述“MVR压缩机”是市售可得的。

在本发明的一个具体实施方式中，所述蒸馏塔、蒸发器、和MVR压缩机为连续生产方式。

在本发明的具体实施方式中，本发明的优点在于通过对属于传统的、各自独立专业领域的蒸馏、蒸发及MVR压缩机进行系统性地优化集成，并且蒸馏和蒸发及MVR压缩采用连续生产方式。

在本发明的一个具体实施方式中，步骤(b)中的原料氨水蒸馏和废水的蒸发在不同的温度下进行。

在本发明的具体实施方式中，本发明的优点在于原料氨水蒸馏和废水蒸发分别在不同的温度下进行，以适应不同生产方式的要求。

在本发明的一个具体实施方式中，所述氨汽来自蒸馏产生的氨汽；且蒸馏不需要外加的供热热源。

在本发明的具体实施方式中，本发明的优点是蒸馏产生的高温废水与原料氨水换热后进入蒸发器或直接进入蒸发器，部分闪蒸产生低熵值蒸汽，降低温度。蒸发器中55～125℃的低温废水循环送至分缩器，与蒸馏产生的氨汽换热升温而获得热量，返回蒸发器中闪蒸产生低熵值蒸汽。废水在蒸发器中产生的蒸汽量，经MVR压缩机压缩后可以满足氨水蒸馏系统的热量需求。

在本发明的一个具体实施方式中，所述步骤(a)～(d)实现了氨水蒸馏系统自身的热量平衡，而不需要额外供入新鲜蒸汽。

在本发明的具体实施方式中，优点在于蒸发器中的蒸汽通过MVR压缩机压缩后，成为饱和温度103～165℃的高熵值过热蒸汽，直接送入蒸馏塔作为供热热源，实现了氨水蒸馏系统自身的热量平衡，而不需要额外供入新鲜蒸汽。

在本发明的一个具体实施方式中，所述步骤(d)中，所述低温废水作为冷却介质与氨汽换热，使得氨汽的浓度提高到10%以上(与常规蒸馏相同)。

在本发明的具体实施方式中，优点在于，蒸发器中的低温废水可代替冷却水，作为冷媒间接冷凝冷却氨汽，使氨汽的浓度提高到10%以上，同时整个氨水蒸馏系统所需的冷却水用量大幅下降了60～70%。

在本发明的一个具体实施方式中，在步骤(d)的MVR压缩机之前设置蒸发蒸汽洗涤捕雾器。

本发明的具体实施方式中，优选在MVR压缩机之前设置蒸发蒸汽洗涤捕雾器，以脱除蒸发蒸汽中夹带的雾滴(含盐)。

在本发明的一个具体实施方式中，所述步骤(b)和步骤(c)中部分闪蒸产生第一低熵值蒸汽和第二低熵值蒸汽，其饱和温度55～125℃。

在本发明的一个具体实施方式中，所述步骤(d)中由MVR压缩机压缩为饱和温度103～165℃的高熵值蒸汽。

附图说明

图1：本发明的一个具体实施方式；

图2：本发明的另一具体实施方式；

图1和图2中标号说明：

1.蒸馏塔；2.分缩器；3.原料氨水/废水加热器；4.蒸发器；5.MVR压缩机；6.原料氨水/废水换热器；7.废水冷却器；8.洗涤捕雾器。

图3：现有技术的氨水蒸馏方式。

具体实施方式

本发明人经过广泛而深入的研究，通过改进工艺，获得了新的氨水处理工艺，本发明工艺不再需要新鲜蒸汽，此外冷却水的用量也减少60～70%。在此基础上完成了本发明。

本发明的技术构思在于：

本发明涉及利用氨水蒸馏系统内的低位余热产生低熵值(即低饱和温度)的蒸发蒸汽，该低熵值蒸发蒸汽经MVR(MVR系指蒸汽机械再压缩，下同)压缩机压缩后转变成为高熵值(即高饱和温度)的蒸发蒸汽，为氨水蒸馏提供蒸馏所需的全部热量。与常规氨水蒸馏工艺相比较，本发明的氨水蒸馏工艺能耗降低了60～70%，实现了低成本化的生产模式。

本发明的氨水蒸馏工艺通过采用合理的热量回收方式，使工艺过程中的自身热量(包括低位热量)充分地综合利用，尤其是低温循环废水与蒸馏产生的氨汽换热，使氨汽中水蒸气的相变热得以高效回收。废水在蒸发器中蒸发产生蒸汽，为蒸馏提供充足的热源。采用MVR压缩机将蒸发器中难以利用的低熵值蒸发蒸汽进行压缩，使其转变成高熵值蒸发蒸汽，送入蒸馏塔。这种蒸汽品质的转化提高，彻底解决了蒸馏所需的供热问题。本发明的氨水蒸馏工艺与常规氨水蒸馏工艺相比，综合能耗降低了60～70%，生产费用大幅度减少，竞争优势极为明显。

本发明中，术语“含有”或“包括”表示各种成分可一起应用于本发明的混合物或组合物中。因此，术语“主要由...组成”和“由...组成”包含在术语“含有”或“包括”中。

以下对本发明的各个方面进行详述：

优选方式

一种原料氨水蒸馏的节能生产工艺。化工企业生产过程产生的含有NH₃和H₂S、HCN及CO₂等杂质的原料氨水在蒸馏塔中进行蒸馏，将NH₃和H₂S、HCN及CO₂等杂质从原料氨水中分离出来，脱除杂质的废水进入蒸发器蒸发产生的蒸汽作为蒸馏塔的供热热源。第一，蒸馏塔底的高温废水与原料氨水换热后进入蒸发器或直接进入蒸发器，部分闪蒸产生低熵值蒸汽，温度降低至55～125℃；第二，蒸发器内的低温废水循环送至分缩器，被氨汽加热至70～130℃后返回蒸发器，部分闪蒸产生低熵值蒸汽；第三，蒸发器中的低熵值蒸汽由MVR压缩机压缩为饱和温度103～165℃的高熵值蒸汽，送进蒸馏塔作为蒸馏的供热热源；第四，本发明氨水蒸馏节能工艺与常规氨水蒸馏工艺相比较，几乎不使用新鲜蒸汽，冷却水用量也大幅下降了60～70%，节能效果十分显著。

本发明的一个具体实施方式，通过对属于传统的、各自独立专业领域的蒸馏、蒸发及MVR压缩机进行系统性地优化集成，并且蒸馏和蒸发及MVR压缩采用连续生产方式。

本发明的一个具体实施方式，原料氨水蒸馏和废水蒸发分别在不同的温度下进行，以适应不同生产方式的要求。

本发明的一个具体实施方式，蒸馏产生的高温废水与原料氨水换热后进入蒸发器或直接进入蒸发器，部分闪蒸产生低熵值蒸汽，降低温度。蒸发器中55～125℃的低温废水循环送至分缩器，与蒸馏产生的氨汽换热升温而获得热量，返回蒸发器中闪蒸产生低熵值蒸汽。废水在蒸发器中产生的蒸汽量，经MVR压缩机压缩后可以满足氨水蒸馏系统的热量需求。

本发明的一个具体实施方式，蒸发器中的蒸汽通过MVR压缩机压缩后，成为饱和温度103～165℃的高熵值过热蒸汽，直接送入蒸馏塔作为供热热源，实现了氨水蒸馏系统自身的热量平衡，而不需要额外供入新鲜蒸汽。

本发明的一个具体实施方式，蒸发器中的低温废水可代替冷却水，作为冷媒间接冷凝冷却氨汽，使氨汽的浓度提高到10%以上，同时整个氨水蒸馏系统所需的冷却水用量大幅下降了60～70%。

本发明的一个具体实施方式，在MVR压缩机之前设置蒸发蒸汽洗涤捕雾器，以脱除蒸发蒸汽中夹带的雾滴(含盐)。

来自化工企业内的含有NH₃(氨)和H₂S(硫化氢)及HCN(氰化氢)、CO₂(二氧化碳)等杂质的化工氨水(以下简称“原料氨水”或“氨水”)，先在原料氨水/废水换热器或在分缩器中被加热55～75℃，再在原料氨水/废水加热器中被来自蒸馏塔底的废水加热至90～145℃后，进入蒸馏塔上部。

蒸馏时，95～150℃的氨汽(还含有H₂S和HCN及CO₂等杂质)从蒸馏塔顶部逸出，并在分缩器中被循环废水或循环废水及原料氨水冷凝冷却到90～100℃后，送出界区外。

蒸馏塔底部100～160℃的高温废水连续进入蒸发器或加热原料氨水后连续进入蒸发器，控制蒸发器内废水的温度55～125℃。蒸发器内55～125℃循环废水由废水循环泵送分缩器，与塔顶逸出的氨汽换热至70～130℃后，返回蒸发器中。

高温废水和循环废水在蒸发器中闪蒸为蒸发蒸汽，该蒸发蒸汽从蒸发器顶部逸出，经洗涤捕雾后由MVR压缩机将其压缩至饱和温度103～165℃后，全部进入蒸馏塔下部，为蒸馏提供热量。

外排废水在废水冷却器中，被冷却水冷却到约40℃，送出界区外。

优选实施方式

经充分静置和陶瓷管过滤后的约75℃原料氨水，在氨水/废水换热器中与来自蒸馏塔底部的废水加热至约96℃后，进入蒸馏塔的上部。

蒸馏塔上部约102℃氨汽(含硫化氢等)，在分缩器中被循环废水冷凝冷却至约100℃后，送至界区外进一步处理。

蒸馏塔底部约105℃的蒸氨废水在氨水/废水换热器中，与原料氨水换热冷却至86℃，进入蒸发器中。从蒸发器顶部逸出的20kPa(a)、60℃真空蒸发蒸汽，进入MVR蒸汽压缩机，压缩后的蒸发蒸汽进入蒸馏塔下部，为蒸馏提供热量。

蒸发器顶部的真空度由MVR蒸汽压缩机来控制。真空蒸发蒸汽经MVR蒸汽压缩机压缩，压缩机出口的真空蒸发蒸汽参数约140kPa(a)、206℃(其对应的饱和温度约108.74℃，蒸馏塔底的压力为135kPa(a))。

蒸发器内的60℃废水，由废水循环泵送至分缩器，被氨汽加热到75℃后，进入蒸发器的下部，为蒸发提供热量。剩余废水在蒸氨废水冷却器中，被循环水冷却至40℃后，送至界区外进一步处理。

该工艺的大量废水和氨汽的低位热量被回收产生低熵值蒸汽，经MVR压缩机压缩提高熵值后为蒸馏塔供热而被利用。

本发明的效果

本发明的氨水蒸馏工艺，来自蒸馏塔的高温废水在与原料氨水换热后进入蒸发器，或不经换热直接进入蒸发器。蒸发器的操作温度控制在55～125℃，该温度低于蒸馏塔顶氨汽的温度，使废水与氨汽间接换热成为可能。将蒸发器中的废水循环送至分缩器，氨汽在分缩器中冷凝冷却，其中水蒸气的相变热被循环废水充分回收。蒸馏塔高温废水和分缩器循环废水在蒸发器中部分闪蒸，产生低熵值的蒸发蒸汽。

本发明的氨水蒸馏工艺，废水在蒸发器中闪蒸后，低温废水完全替代冷却水在分缩器中冷凝冷却氨汽。在回收了氨汽中水蒸气冷凝相变热的同时，节省了大量的冷却水，降低了能耗和对冷却水资源的需求。

本发明的氨水蒸馏工艺，蒸发器中闪蒸产生的低熵值(饱和温度55～125℃)蒸发蒸汽经MVR压缩机压缩后，提高了其熵值，即蒸发蒸汽的饱和温度(103～165℃)高于蒸馏塔底废水的温度。压缩后蒸发蒸汽可作为蒸馏的热源，直接送入蒸馏塔。MVR压缩机使蒸发蒸汽的熵值大大提高，实现了由低品质到高品质的转换，生产中不再需要使用新鲜蒸汽等外供热源，极大地降低了能耗。

本发明的氨水蒸馏工艺，蒸发蒸汽全部来自于废水，该蒸发蒸汽在蒸馏塔中完成供热后，又转变为废水，这样的水-蒸发蒸汽-水循环过程，不增加外排废水量。这与常规氨水蒸馏工艺采用新蒸汽或采用导热油，或用煤气在管式加热炉中加热来自蒸馏塔底循环废水的间接加热方式，废水量也没有变化相比较，节能效果十分显著。

本发明的氨水蒸馏工艺，在MVR压缩机前设置洗涤捕雾器，脱除蒸发蒸汽夹带的雾滴。

如无具体说明，本发明的各种原料均可以通过市售得到；或根据本领域的常规方法制备得到。除非另有定义或说明，本文中所使用的所有专业与科学用语与本领域技术熟练人员所熟悉的意义相同。此外任何与所记载内容相似或均等的方法及材料皆可应用于本发明方法中。

本发明的其他方面由于本文的公开内容，对本领域的技术人员而言是显而易见的。

下面结合具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照国家标准测定。若没有相应的国家标准，则按照通用的国际标准、常规条件、或按照制造厂商所建议的条件进行。除非另外说明，否则所有的份数为重量份，所有的百分比为重量百分比，所述的聚合物分子量为数均分子量。

除非另有定义或说明，本文中所使用的所有专业与科学用语与本领域技术熟练人员所熟悉的意义相同。此外任何与所记载内容相似或均等的方法及材料皆可应用于本发明方法中。

实施例1

本发明下面将结合附图和实施例，做进一步详述。

按本发明附图的氨水蒸馏工艺时，原料氨水先在原料氨水/废水换热器6中与废水换热，再在原料氨水/废水加热器3中与废水换热或者在分缩器2中与氨汽换热后，进入蒸馏塔1的上部。

氨汽(含有H₂S和HCN及CO₂等杂质)从蒸馏塔顶逸出，在分缩器2中被循环废水或原料氨水冷凝冷却后，送至界区外。

蒸馏塔1底部的高温废水在原料氨水/废水加热器3中被原料氨水冷却后或者不经过原料氨水/废水加热器3，进入蒸发器4中进行闪蒸。

来自蒸发器4顶部的蒸发蒸汽，在洗涤捕雾器8中脱除雾滴后，经MVR压缩机5压缩后，全部进入蒸馏塔1为蒸馏供热。

循环废水由蒸发器4送到分缩器2中，在冷凝冷却氨汽后，将热量带回到蒸发器4中。

外排废水先在原料氨水/废水换热器6中被原料氨水冷却，再在废水冷却器7中被冷却水冷却后，送出界区外。

采用上述的蒸馏、蒸发和MVR压缩做如下的工艺实例：

如图1所示：

来自界区外的原料氨水与来自蒸发器的外排废水换热到55～70℃，再与来自蒸馏塔底的105～110℃废水换热到90～100℃进入蒸馏塔上部。蒸馏塔顶部100～105℃的氨汽，在分缩器中被来自蒸发器的循环废水冷凝冷却到95～100℃后，10%浓度的氨汽送出界区外。来自蒸发器的循环废水在分缩器2中被氨汽加热70～90℃后，返回蒸发器中，并部分闪蒸蒸发出蒸汽。蒸馏塔底105～110℃的高温废水被原料氨水冷却到80～85℃后进入蒸发器中闪蒸。60～75℃的蒸发蒸汽经脱除雾滴后进入MVR压缩机进行压缩，压缩后的蒸发蒸汽(饱和温度为109～112℃)进入蒸馏塔底供热。外排废水被冷却水冷却到40℃以下后送出界区外。

本发明的与现有技术的对比效果：

现有技术中，为解决原料氨水的出路，通过蒸馏将原料氨水中的NH₃和H₂S及HCN分离出去，并在下一工序回收利用，蒸馏塔底排出的废水，送至下一工序进一步处理。常规氨水蒸馏工艺的供热，通常采用新鲜蒸汽直接送入蒸馏塔内；或采用循环废水间接加热的方式，间接加热的热源一般为蒸汽、导热油、气体燃料等。可见，常规氨水蒸馏工艺，一是需要大量的新鲜蒸汽等热源为蒸馏供热；二是为得到较高浓度的氨汽产品(约10%)而使用大量冷却水进行分缩(部分冷凝冷却，下同)操作，氨汽中水蒸气的相变热没有被合理回收利用，导致该工艺所需外部供热量高、能耗大。

实施例2(附图2)：

所述工艺与实施例1类似。

来自界区外的原料氨水与来自蒸发器的外排废水换热到70～75℃，再在分缩器中与蒸馏塔氨汽换热到125～130℃进入蒸馏塔上部。蒸馏塔顶部逸出的140℃～145氨汽，在分缩器中分别被蒸发器循环废水和原料氨水冷凝冷却到90℃～94后，13.5～14%浓度的氨汽送出界区外。来自蒸发器的循环废水在分缩器中被氨汽由80℃～85加热115～120℃后，返回蒸发器中，并蒸发出部分蒸汽。被原料氨水冷却到88～93℃的废水进入蒸发器中闪蒸。80～85℃的蒸发蒸汽经脱除雾滴后进入MVR压缩机进行压缩，压缩后的蒸发蒸汽(饱和温度为158～160℃)进入蒸馏塔底供热。被原料氨水冷却到45～50℃的废水，再被循环冷却水冷却到40～45℃后送出界区外。

对比例：

如图3所示：

经充分静置和陶瓷管过滤后的约75℃原料氨水，在氨水/废水换热器中与来自蒸馏塔底部的废水加热至约96℃后，进入蒸馏的上部。

蒸馏塔上部约102℃氨汽(含硫化氢等)，在分缩器中被循环水冷凝冷却至约100℃后，送至界区外进一步处理。

蒸馏塔底部约105℃的废水循环送至再沸器，被0.6MPa(a)新蒸汽加热成为蒸发蒸汽后，进入蒸馏塔的下部，为蒸馏提供热量。

0.6MPa(a)新蒸汽在再沸器中加热循环蒸氨废水后，凝结水送出界区外。

蒸馏塔底部的废水在氨水/废水换热器中，与原料氨水换热冷却至86℃，再在废水冷却器中被循环水冷却至40℃后，送至界区外进一步处理。

该工艺的大量低位热量废水和氨汽分别在废水冷却器和分缩器中被循环水带走，而没有被利用。

结论

与化工氨水常规的蒸馏工艺相比，在原料氨水、塔底氨汽、废水一致的前提下：

1.在实现蒸馏系统热平衡的同时，能耗比常规的化工氨水蒸馏工艺降低了60～70%，完全不用新蒸汽，冷却水用量也大幅度降低。

2.低位热利用的创新性：较高温度的废水在蒸发器内产生低熵值蒸发蒸汽，该蒸汽经MVR压缩机压缩提高熵值后，再返回蒸馏塔底供热；将蒸汽的相变热供给后，又冷凝为废水；即低位热沿着液体→蒸发蒸汽→液体→蒸发蒸汽的循环方式进行转换及被利用。

2.1两个低位热废水分别产生两个低熵值蒸发蒸汽：来自蒸馏塔的废水和来自分缩器的循环废水温度均高于蒸发器内的废水温度，这个温度差就产生了低熵值蒸发蒸汽。

2.2这两个低熵值蒸发蒸汽经MVR压缩机压缩提高熵值后，直接作为蒸馏塔的供热热源。

2.3高熵值蒸发蒸汽在确保了蒸馏系统热平衡的前提下，实现了与常规化工氨水蒸馏工艺一样的分离效能。

2.4在低位热利用的过程中，废水量即没有增加，也没有减少。

说明：在常规化工氨水蒸馏工艺中，上述的两个低位热没有被利用，均被冷却水带走了。

以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并非用以限定本发明的实质技术内容范围，本发明的实质技术内容是广义地定义于申请的权利要求范围中，任何他人完成的技术实体或方法，若是与申请的权利要求范围所定义的完全相同，也或是一种等效的变更，均将被视为涵盖于该权利要求范围之中。

在本发明提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本发明的上述内容之后，本领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。

Claims

1.一种氨水蒸馏的节能生产方法，其特征是，包括如下步骤：

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述蒸馏塔、蒸发器、和MVR压缩机为连续生产方式。

3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(b)中的原料氨水蒸馏和废水的蒸发在不同的温度下进行。

4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述氨汽来自蒸馏产生的氨汽；且蒸馏不需要外加的供热热源。

5.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(a)～(d)实现了氨水蒸馏系统自身的热量平衡，而不需要额外供入新鲜蒸汽。

6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(c)中，所述低温废水作为冷却介质与氨汽换热，使得氨汽的浓度提高到10%以上。

7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(d)的MVR压缩机之前设置蒸发蒸汽洗涤捕雾器。

8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(b)和步骤(c)中部分闪蒸产生第一低熵值蒸汽和第二低熵值蒸汽，其饱和温度55～125℃。

9.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(d)中由MVR压缩机压缩为饱和温度103～165℃的高熵值蒸汽。