Recuperación de amoníaco durante la producción de coque a partir de carbón coquizable

Recuperación de amoniaco durante la producción de coque a partir de carbón coquizable

El amoníaco (NH3) es un subproducto producido durante la producción de coque a partir de carbón coquizable en los hornos de coque de subproductos. Es un componente del gas de horno de coque (COG) que sale de los hornos de coque, con una concentración típica en COG crudo de 6 gramos por metro cúbico normal (g/N cum). La solubilidad del NH3 en agua conduce a su presencia en el licor de lavado de la batería del horno de coque (COB) con una concentración típica de 5 gramos por litro (g/l) a 6 g/l de NH3 total. Por lo tanto, debido a la producción neta de licor de lavado en el COB, también denominado a veces exceso de licor de lavado, surge una corriente líquida así como una corriente gaseosa de la que se requiere eliminar el NH3. La cantidad de exceso de licor es de alrededor del 12 % del rendimiento del carbón seco, que depende del contenido de humedad del carbón.

La eliminación de NH3 de la corriente de gas es una característica universal de un horno de coque y una planta de subproductos. Esto se debe a que el NH3, en presencia de otros contaminantes COG, cianuro de hidrógeno (HCN), sulfuro de hidrógeno (H2S), oxígeno (O2) y agua, es extremadamente corrosivo para las tuberías de acero al carbono. Además, cuando el amoníaco se quema sin control en cualquier cámara de combustión, forma óxidos de nitrógeno (NOx) que causan la contaminación del aire. Por lo tanto, la eliminación de NH3 del COG y de la corriente líquida también debe realizarse por motivos medioambientales.

El proceso principal de manipulación de NH3 en el horno de coque y la planta de subproductos se ocupa de la eliminación y eliminación del NH3 presente en el COG. Sin embargo, los sistemas de recuperación de NH3 a menudo incluyen instalaciones para manejar el NH3 que surge en el licor de lavado en exceso. Para una comprensión adecuada de cómo se incorporan estas instalaciones en el sistema general de manejo de NH3, primero se describe el tratamiento de NH3 en el licor de lavado en exceso y luego se describen los procesos principales para la eliminación de NH3 del COG.

Tratamiento del exceso de licor de lavado

En algunos lugares, el exceso de líquido de lavado se puede eliminar sin tratamiento previo, mediante inyección en pozo profundo. Una práctica que alguna vez fue común es usar el exceso de licor de lavado para apagar el coque caliente, aunque por razones ambientales esta práctica ya no es aceptable. En ausencia de métodos de eliminación tan simples, las alternativas restantes son la eliminación de la mayor parte del NH3 del licor por destilación, seguida normalmente por el tratamiento final en una planta de tratamiento biológico de efluentes (BET). Es posible usar BET solo para eliminar el NH3 del exceso de licor de lavado; sin embargo, el tamaño y el costo operativo de una planta BET se reducen considerablemente cuando la eliminación preliminar del NH3 se realiza por destilación.

La destilación del exceso de licor de lavado implica alimentar el licor a la parte superior de una columna de destilación con bandejas, generalmente llamada alambique de NH3, y alimentar un flujo a contracorriente de vapor de extracción en la parte inferior. El vapor de extracción destila el NH3 que sale con los vapores superiores y pasa a un tratamiento posterior. El licor separado se bombea desde el fondo del alambique y se enfría antes de descargarlo al alcantarillado local oa la planta BET. Los niveles típicos de NH3 total en el licor depurado oscilan entre menos de 50 ppm (partes por millón) y 150 ppm.

No es posible eliminar fácilmente todo el NH3 disuelto presente en el exceso de licor de lavado con vapor. Las muchas especies químicas presentes en el licor de lavado conducen a la formación de varias sales de amonio en solución. Estos incluyen carbonato de amonio, cloruro y sulfato, entre otros. Las sales como el carbonato de amonio se descomponen fácilmente con el calor en el alambique para producir moléculas libres de NH3. Sin embargo, otras sales como el cloruro y el sulfato de amonio no se descomponen y retienen el NH3 en forma fija. La fracción de NH3 fijo a NH3 total en exceso de licor de lavado está típicamente en el rango de 20 % a 50 %. Para permitir la destilación del NH3 fijado, es necesario alcalinizar el exceso de licor de lavado. Entonces tiene lugar la siguiente reacción típica, liberando moléculas libres de NH3.

NH4+ + OH- =NH3 + H2O

La adición de álcali se determina por balance de masa, basado en el análisis químico del exceso de licor para dar la concentración del NH3 fijo presente.

La forma de álcali utilizada en la destilación del exceso de licor de lavado ha cambiado a lo largo de los años. Durante muchos años se utilizó una suspensión de hidróxido de calcio (cal). Este material tenía la ventaja de su bajo costo y fácil disponibilidad, pero la formación de sales de calcio insolubles como el carbonato de calcio creó un problema importante con el ensuciamiento. Los destiladores NH3 requerían un sobrediseño considerable para permitir la operación continua mientras estaban parcialmente sucios, pero aún así tenían que ser sacados de servicio regularmente para su limpieza. Para evitar el problema del ensuciamiento, también se ha utilizado carbonato de sodio (ceniza de sosa). Esto tiene la ventaja de que no se forman sales insolubles, pero las impurezas pueden estar presentes para causar incrustaciones y se requiere un equipo de mezcla y almacenamiento en el sitio. Un factor ambiental, cuando se utilizan reactivos como la cal y el carbonato de sodio, es que cualquier depósito insoluble que se forme puede crear un problema de eliminación de residuos sólidos.

La disponibilidad generalmente inmediata y la facilidad de manejo de la solución de hidróxido de sodio (NaOH) (sosa cáustica) es actualmente el álcali de elección para el diseño actual de los alambiques de NH3. NaOH es el más caro de los álcalis utilizados tradicionalmente, pero su consumo se puede controlar de cerca, lo que es una gran ventaja cuando se imponen limitaciones al pH del efluente. Las características antiincrustantes del NaOH permiten el uso de diseños de alambiques más económicos, que incorporan bandejas de válvula en lugar de las tradicionales bandejas de tapa de burbuja. En la práctica, el NaOH se inyecta en el NH3 aún cerca de la bandeja superior, pero no en ella. Esto permite que los gases ácidos disueltos, como HCN y H2S, se eliminen primero del licor, antes de que puedan reaccionar con NaOH para formar sales fijas.

Los materiales de construcción de los destiladores de NH3 se eligen por su resistencia a la corrosión. Tradicionalmente se ha utilizado hierro fundido, con generosas tolerancias a la corrosión, aunque ahora suele ser más económico utilizar materiales como Hastelloy (una aleación a base de níquel), titanio y acero inoxidable (grado 316). Las secciones superiores de los destiladores de NH3, donde están presentes tanto el NH3 como los gases ácidos, generalmente requieren el uso de materiales altamente resistentes a la corrosión.

Un problema operativo común en la destilación de un exceso de licor de lavado es la presencia de residuos de alquitrán que pueden provocar un ensuciamiento grave en el alambique. La solución habitual a este problema es instalar filtros de lecho de arena o grava en la línea de suministro de licor de lavado en exceso. Estos son de operación manual o automática. El alquitrán eliminado se retrolava a los decantadores de licor y alquitrán.

Recuperación de amoníaco del gas de horno de coque

Actualmente hay tres métodos que se están utilizando para la recuperación de NH3 del COG. Estos se conocen como (i) proceso de sulfato de amonio, (ii) proceso Phosam y (iii) proceso de lavado con agua.

Proceso de sulfato de amonio – Este proceso elimina el NH3 del COG por absorción en una solución de sulfato de amonio [(NH4)2SO4] y ácido sulfúrico (H2SO4). La reacción de absorción es 2NH3 + H2SO4 =(NH4)2SO4. El sulfato de amonio producido por la reacción de NH3 con H2SO4 se recupera por cristalización. A continuación, los cristales se centrifugan, se lavan y se secan. Los diversos procesos de sulfato de amonio en operación difieren en el tipo de dispositivo de contacto de gas/licor y el tipo de equipo de cristalización utilizado. Los equipos de proceso del proceso de sulfato de amonio se describen a continuación.

Un método antiguo y un proceso que todavía se utiliza con mucha frecuencia emplea un tubo de inmersión que se extiende por debajo de la superficie de la solución de sulfato de ácido/amonio en un recipiente denominado saturador. El saturador es un recipiente cilíndrico con fondo cónico. Está provisto de una campana de burbujeo, que es un conducto que se prolonga hasta la mitad del saturador. El conducto tiene una campana en la parte inferior equipada con paletas como disposición. Otra estructura en forma de anillo con pequeñas aberturas se encuentra en la parte cónica, que se utiliza para la alimentación de nitrógeno (N2). Se proporcionan anillos de agua caliente en la parte superior del saturador. El saturador se mantiene siempre con baño ácido llamado licor, que contiene de 4 % a 5 % de H2SO4. El COG se alimenta a través del tubo de inmersión y se produce el contacto gas/líquido a medida que las burbujas de gas ascienden a través de la solución en el saturador. El ácido se agrega continuamente al saturador. Durante este período, el NH3 presente en el gas reacciona con el H2SO4 en el licor para formar sulfato de amonio. El calor de reacción entre NH3 y H2SO4 provoca la evaporación de agua en el COG. La concentración de sulfato de amonio llega a la saturación, haciendo que se formen cristales directamente en el saturador donde se dejan crecer hasta que se retiran del proceso. Por medio de la agitación y circulación de la solución, los cristales finos son retenidos dentro de la solución de proceso de “licor madre” como se le conoce. El sulfato de amonio así formado se asienta en el fondo del saturador.

El nitrógeno se alimenta al saturador con el fin de agitar. El flujo de N2 al saturador normalmente se mantiene en 450 metros cúbicos por hora (cum/h) a 550 cum/h. El N2 puro se purga en el saturador a través de anillos de N2 a una presión de alrededor de 6 kg/cm2. La purga de N2 aumenta el crecimiento de cristales.

Se alimenta H2SO4 (98 %) al saturador para mantener la acidez en el saturador. El gas recolectado en la parte superior del saturador se alimenta a la trampa de ácido. A medida que el gas sube, parte del cristal puede transportarse con el gas y se apilan en las paredes del saturador en la parte superior. Luego, el agua caliente se rocía a través del anillo provisto. El cristal adherido a las paredes del saturador se elimina por lavado. Cuando se les rocía agua caliente la concentración del licor disminuye. Por lo tanto, la concentración de ácido de entrada aumenta entre un 6 % y un 7 % durante el período. Después de la reacción, las aguas madres se extraen continuamente al tanque de circulación provisto al costado del saturador. Esto también actúa como un sello para el saturador. Desde el tanque de circulación, las aguas madres se alimentan al tanque de aguas madres. Los cristales recolectados en la parte inferior se alimentan al tanque receptor de cristal mediante el uso de una bomba

La salida del saturador lleva algo de niebla ácida. Para eliminar la niebla ácida, el gas se envía a la trampa de ácido. Es un recipiente cilíndrico hueco. El COG del saturador entra tangencialmente a la trampa. Debido al movimiento centrífugo, la neblina ácida se separa. El ácido recolectado en el fondo se alimenta al tanque de circulación. Después de eliminar la neblina ácida, el COG se alimenta a la sección de recuperación de benzol de la planta de subproductos.

La suspensión de amonio del fondo del saturador se bombea al tanque receptor de cristal que tiene un fondo cónico donde los cristales de sulfato de amonio se asientan en la parte cónica del tanque. Las aguas madres de la parte superior del receptor se alimentan al saturador. La suspensión del fondo se alimenta a la centrífuga. El cristal de la centrífuga contiene cierta cantidad de humedad. Para eliminar esta humedad, los cristales deben secarse. El secador suele ser un secador de lecho fluidizado. El principio se basa en hacer que las partículas se suelten para que adquieran fluidez por la acción del flujo de aire con una velocidad de aire definida. El secador está provisto de una pantalla en la parte inferior, los anillos de cerámica están dispuestos en la parte inferior de la pantalla. El secador está provisto de aire con ventilador de tiro forzado, calentado en el conducto. Un esparcidor en la tolva de alimentación de la secadora distribuye el alimento en todas las direcciones.

El ventilador de tiro forzado aspira el aire atmosférico y lo alimenta al secador. El conducto de descarga del ventilador está dividido en dos secciones. El aire se calienta a 120°C a 150°C usando el vapor y el aire caliente se alimenta desde la parte inferior de la pantalla. Los anillos cerámicos distribuyen el aire en todas las direcciones y hacen que los cristales se fluidicen. La temperatura del aire debe mantenerse lo suficientemente alta para eliminar la humedad de los cristales. En el extremo de descarga del secador, los cristales de sulfato de amonio se enfrían.

Cuando el nivel de presión del lecho fluidizado alcanza el punto de ajuste, que es de alrededor de 300 mm de columna de agua (WC) a 400 mm WC, un alimentador de descarga automática descarga el sulfato de amonio seco al elevador de cangilones. El elevador descarga el producto seco en el búnker, que a su vez alimenta el producto a la máquina embolsadora. La zona por encima del lecho fluidizado se mantiene en el rango de 5 mm WC a 10 mm WC para evitar el arrastre de partículas de sulfato de amonio fuera de la unidad de secado al colector de polvo.

El aire del secador es aspirado por el ventilador de succión y alimentado a los separadores ciclónicos. El separador ciclónico separa los cristales finos de sulfato de amonio en el aire y los alimenta al búnker. El aire cargado de polvo de cristal de los ciclones se alimenta al fondo del tanque de recolección de polvo que contiene licor de lavado hasta cierto nivel. Aquí, el polvo de cristal se disuelve en el agua y el aire se expulsa a la atmósfera.

El exceso de licor del saturador ingresa al tanque de licor madre. Cada saturador está provisto de dos tanques de licor madre. Uno es vertical y es horizontal. Primero el licor entra al tanque horizontal. Como el licor tiene menos densidad que el alquitrán, flota. Luego, el licor madre claro se alimenta al tanque vertical. Desde el fondo del tanque vertical, las aguas madres se alimentan al saturador a través de las bombas provistas. La concentración del licor se mantiene en torno al 10 % al 12 %.

En la figura 1 se muestra el diagrama de flujo típico de una planta de sulfato de amonio que incorpora un exceso de tratamiento con licor de lavado.

 Fig. 1 Diagrama de flujo típico de una planta de sulfato de amonio

El sulfato de amonio también se produce por la reacción directa de H2SO4 concentrado y NH3 gaseoso en un cristalizador evaporativo. El proceso se describe aquí. El NH3 líquido se evapora en un evaporador con vapor a una presión de 16 kg/cm2 y se precalienta con vapor a baja presión. Las cantidades estequiométricas de amoníaco gaseoso precalentado y H2SO4 concentrado (98,5 %) se introducen en el evaporador-cristalizador que se encuentra operando al vacío. Estas cantidades son mantenidas por un controlador registrador de flujo y mezcladas adecuadamente por una bomba de circulación (desde la parte superior del cristalizador hasta el evaporador).

La reacción tiene lugar en el cristalizador donde el calor de reacción generado provoca la evaporación del agua haciendo que la solución se sobresature. La solución sobresaturada se deposita en el fondo del cristalizador donde se bombea al filtro metálico de vacío donde se separan los cristales de sulfato de amonio, mientras que las aguas madres se reciclan de regreso al cristalizador.

En el proceso de sulfato amónico de recuperación de NH3, la generación de finos que actúan como semillas de nuevos cristales y la eliminación de finos son los principales procesos que determinan el tamaño de los cristales que se pueden producir. Existen básicamente tres tipos diferentes de cristalizadores, a saber (i) el tipo de circulación forzada (FC), (ii) el tipo de turbulencia o tubo de tiro con deflector (DTB) y (ii) el tipo de lecho fluidizado. En el cristalizador tipo FC, todo el contenido del cristalizador se mezcla completamente y pasa por la bomba de circulación y el intercambiador de calor cien veces por hora. Esto genera la mayor tensión mecánica sobre los cristales y conduce a la formación de una gran cantidad de fragmentos que actúan como cristales semilla. Estas partículas finas se convierten en muchos cristales y, por lo tanto, este cristalizador produce cristales de producto más pequeños. En el cristalizador DTB, la suspensión de cristal no pasa por el intercambiador de calor y, como resultado, la entrada de energía de la bomba de circulación es un factor diez veces menor que para el cristalizador FC, lo que genera una generación de finos mucho menor. Además, los finos que están presentes se sacan del cristalizador a través de una zona de clarificación y se disuelven como resultado del calentamiento en el intercambiador de calor. Estos efectos conducen a un tamaño de cristal que es de 3 a 4 veces mayor que el que se puede lograr en el tipo FC. En el cristalizador del tipo de lecho fluidizado, no hay una bomba que esté en contacto con la suspensión de cristales, sino que los cristales se mantienen en un lecho fluidizado. Como resultado, la tensión mecánica sobre los cristales es aún menor. Debido a esto, este cristalizador produce los cristales más grandes posibles, pero para el sulfato de amonio, el tamaño del cristal que se puede alcanzar es solo un poco más grande que con el cristalizador DTB y si la planta está sobrecargada, el tamaño del cristal colapsa porque entonces el cristalizador comienza a actuar. similar al cristalizador FC.

En la cristalización con sulfato de amonio, es necesario distinguir entre la cristalización por reacción y la cristalización por evaporación. Además, se debe considerar el rendimiento de los diferentes tipos de cristalizadores. En la cristalización por reacción, como la del sulfato de amonio a partir de H2SO4 y NH3, tanto la reacción que crea la sobresaturación del soluto como la subsiguiente cristalización del soluto ocurren dentro del recipiente del cristalizador. El calor de disolución y reacción del sulfato de amonio, cuando se utilizan reactivos razonablemente concentrados, es suficiente para operar una reacción en el cristalizador de sulfato de amonio sin ninguna fuente de energía externa para la evaporación. El perfil de sobresaturación y la cinética de cristalización del sulfato de amonio, así como el método de operación de dicho cristalizador, son diferentes a los de un cristalizador evaporativo clásico. En una unidad de evaporación, la materia prima se satura poco y se necesita operar un calentador junto con un cristalizador para evaporar el agua en la materia prima. La mayoría de los cristalizadores de sulfato de amonio, estimados en alrededor del 80 % al 90 %, funcionan en modo evaporativo. La tendencia general es que la cristalización reactiva produce cristales más pequeños pero tiene una ventaja energética sobre la cristalización por evaporación.

Dado que el sulfato de amonio se produce como subproducto durante la recuperación de NH3 del COG, normalmente hay muchas impurezas de diferentes fuentes. Estas son impurezas orgánicas así como impurezas inorgánicas. Los efectos combinados de estas impurezas son complejos e influyen en la pureza y la forma y el tamaño del cristal.

El material de construcción tradicional para el saturador y todas las superficies mojadas es acero al carbono revestido de plomo. También se utilizan aleaciones como Monel y acero inoxidable (grado 316). El revestimiento de ladrillos se utiliza para proteger el revestimiento de plomo, que sufre "deslizamiento" y daños por erosión.

La disponibilidad de materiales resistentes a los ácidos como el acero inoxidable (grado 316) ha permitido el desarrollo de los modernos sistemas de absorción de NH3. En estos sistemas, se rocía una corriente circulante de solución de sulfato de amonio/H2SO4 en contracorriente al flujo de COG en un recipiente de absorción. La absorción de NH3 del gas tiene lugar en las superficies de las gotas de pulverización. Una porción del licor circulante se extrae continuamente y se alimenta a un cristalizador continuo separado. Aquí, el licor se concentra usando calor y presión negativa para evaporar el agua y así promover la cristalización. Los cristales se eliminan y una corriente de licor madre se retroalimenta continuamente al circuito de absorción.

La operación de los procesos de sulfato de amonio da como resultado un aumento en el contenido de calor del COG que sale del absorbedor o saturador. La razón de esto es que para mantener el balance de agua en el proceso, especialmente en el caso de los saturadores, se necesita que el agua se evapore en la corriente de gas. Además de agregar agua al proceso con el ácido, son necesarias desaturaciones periódicas en las que se agrega agua a las aguas madres para disolver los depósitos de cristales y reducir el ensuciamiento. En algunas instalaciones, los calentadores de gas se proporcionan aguas arriba de los absorbedores/saturadores de NH3. La evaporación de agua en el COG da como resultado un gas de salida con un punto de rocío más alto que en la entrada. Para que los procesos de limpieza de gas aguas abajo, como la eliminación de naftaleno, benzol y H2S, funcionen de manera efectiva, se requiere que el gas se enfríe en enfriadores de gas finales.

Los procesos de sulfato de amonio acomodan el NH3 del exceso de licor de lavado alimentando los vapores superiores de la destilación del licor de lavado al COG principal corriente arriba del saturador/absorbedor de NH3.

La principal desventaja económica de los procesos de sulfato de amonio es la relación de precios entre el H2SO4 y el sulfato de amonio. El H2SO4 necesario para fabricar sulfato de amonio puede costar hasta dos veces el valor del producto de sulfato de amonio.

El proceso Phosam – Este proceso fue desarrollado por United States Steel como un medio para producir un producto de NH3 anhidro comercialmente puro y vendible a partir del NH3 presente en el COG crudo. El NH3 anhidro producido por este proceso es un producto de alto valor en comparación con el sulfato de amonio producido por los otros procesos descritos anteriormente.

En el proceso Phosam, el NH3 se absorbe selectivamente del COG por contacto directo con una solución acuosa de fosfato de amonio en un recipiente de absorción por aspersión de dos etapas (Fig. 2). La solución de absorción en realidad contiene una mezcla de (i) ácido fosfórico (H3PO4), (ii) fosfato monoamónico (NH4H2PO4), (iii) fosfato diamónico [(NH4)2HPO4] y (iv) fosfato triamónico] (NH4)3PO4]. Las reacciones de absorción reversibles que tienen lugar son las siguientes.

H3PO4 + NH3 =NH4H2PO4

NH4H2PO4 + NH3 =(NH4)2HPO4

(NH4)2HPO4 + NH3 =(NH4)3PO4

El NH3 absorbido se recupera mediante arrastre con vapor. Esto regenera la solución de absorción que se devuelve al absorbedor de pulverización. El arrastre con vapor se realiza a alta presión, alrededor de 13 kg/cm2. La razón de esto es que las reacciones reversibles que liberan el NH3 de la solución se ven favorecidas por temperaturas más altas. Por lo tanto, al operar a alta presión (y, por lo tanto, a una temperatura más alta), se minimiza el consumo de vapor de extracción.

Los vapores de cabeza del separador son prácticamente solo vapor de agua y NH3. Estos vapores se condensan y luego se alimentan a una columna de fraccionamiento donde se recupera el NH3 anhidro como producto de cabeza condensado. El producto de fondo del fraccionador, principalmente agua, sale del proceso como efluente. El diagrama de flujo esquemático del proceso Phosam se muestra en la Fig. 2.

Fig. 2 Diagrama de flujo esquemático del proceso Phosam

El proceso Phosam puede contaminarse con alquitrán y por absorción de gases ácidos (HCN, H2S y CO2) en la solución recirculada. Para eliminar el alquitrán, se instala un dispositivo de flotación de espuma en el circuito de solución entre el absorbedor y el separador. Los gases ácidos se eliminan precalentando la solución rica en NH3 y alimentándola en un recipiente denominado contactor. En este recipiente, el precalentamiento provoca la vaporización del agua y los gases ácidos de la solución. Estos vapores se ventilan de regreso al COG principal y la solución rica restante se alimenta al separador. Un paso posterior para lidiar con los gases ácidos restantes y evitar que contaminen el NH3 anhidro es agregar hidróxido de sodio (NaOH) a la alimentación del fraccionador. El NaOH fija los compuestos de gas ácido como sales de sodio no volátiles que permanecen en la corriente de efluentes del fondo del fraccionador.

Una característica operativa importante es el control del balance de agua en el proceso. Cantidades sustanciales de vapor se condensan en el separador de solución, y se requiere que este condensado se vuelva a evaporar de la solución circulante a la corriente COG. La temperatura de la solución que regresa al absorbedor es de alrededor de 60 grados C y, por lo tanto, el COG se calienta a medida que fluye a través del absorbedor. El aumento de la temperatura del gas suele hacer necesario instalar un enfriador de gas final después del absorbedor Phosam.

La adición de ácido fosfórico a la solución de absorción se requiere solo para tener en cuenta las pérdidas operativas, como los derrames. Se añade a intervalos semanales a razón de 0,0075 kg H3PO4 por kilogramo de NH3 producido. El proceso Phosam es muy eficiente, capaz de lograr una recuperación superior al 99 % de NH3 del COG. Son posibles otras configuraciones de plantas en las que, por ejemplo, se produce una solución acuosa de NH3 en lugar del NH3 anhidro. Los materiales de construcción son acero inoxidable para todas las áreas en contacto con solución de fosfato de NH3 acuoso y acero al carbono para otras áreas.

Al igual que en el proceso de sulfato, el NH3 presente en el licor de lavado en exceso se maneja primero por destilación, y los vapores se alimentan al COG aguas arriba del absorbedor Phosam.

El proceso de lavado con agua

Uno de los métodos más simples y más utilizados para eliminar el NH3 del COG es absorberlo en agua. El licor de absorción acuosa se alimenta a contracorriente del flujo de COG en un recipiente de lavado de NH3 (Fig. 3). El recipiente se puede diseñar como un absorbedor tipo rociado con varias etapas de re-rociado de licor, o como una torre empacada como es común en muchas plantas. El tipo de empaque que se usa generalmente son láminas de metal expandido dispuestas verticalmente que promueven el contacto de gas/licor pero resisten el juego y el ensuciamiento. La solución rica en NH3 formada, con una concentración típica de 5 g/la 8 g/l, luego se alimenta a columnas de destilación donde el NH3 se extrae del licor acuoso usando vapor. El NH3 y los vapores de agua que salen de la parte superior de la columna de extracción pasan a su tratamiento posterior de diversas formas. El esquema del proceso de lavado se muestra en la Fig. 3.

Fig. 3 Esquema del proceso de lavado con agua

Después de la extracción, el licor de absorción se enfría y se devuelve a la lavadora. Hay una descarga continua de licor depurado del circuito que es equivalente al volumen de vapor condensado en la columna depuradora. Esta purga es el efluente de la planta y requiere un tratamiento biológico del efluente para eliminar por completo el NH3 residual.

Como no hay reacciones químicas involucradas, aparte de la disolución de NH3 en agua, el proceso de lavado con agua depende de la temperatura y es más eficiente a bajas temperaturas COG (20 °C a 30 °C). El recipiente de lavado de NH3 generalmente se coloca inmediatamente después del precipitador de alquitrán en una planta típica de subproductos de hornos de coque. En este punto, el gas retiene algo de sobrecalentamiento del extractor de gas, si la planta de subproductos funciona a presión positiva. Para promover la eficiencia de eliminación de NH3, se requiere enfriamiento de gas para eliminar este sobrecalentamiento y enfriar el gas hasta el rango de temperatura óptimo.

La etapa de enfriamiento de gas a menudo se incorpora al propio recipiente de lavado de NH3. El lavador de NH3 no se debe operar a una temperatura más baja que la temperatura de salida de la etapa de enfriamiento de gas, de lo contrario, puede resultar en suciedad por naftaleno.

El uso de licor de absorción acuoso da como resultado la absorción simultánea de cantidades significativas de gases ácidos (H2S, CO2 y HCN) del COG.

Por lo tanto, la columna de NH3 en la actualidad suele construirse con materiales resistentes a la corrosión, como el titanio y el acero inoxidable (grado 316), aunque muchas plantas siguen utilizando alambiques de hierro fundido. La columna de extracción está equipada con bandejas de capuchón de burbujeo o con bandejas de válvula más económicas. Debido a las temperaturas más bajas del licor en la lavadora y, por lo tanto, a la menor tasa de corrosión, este recipiente se puede construir completamente en acero al carbono.

Una ventaja del proceso de lavado con agua es que el licor de lavado en exceso y otras corrientes acuosas de la planta (como el efluente de la planta de benzol) se pueden usar para absorber el NH3 en la lavadora. La ventaja de hacer esto es que, dado que el exceso de licor debe eliminarse con vapor en cualquier caso, hay un ahorro neto de vapor de extracción si el exceso de licor de lavado también se utiliza para absorber NH3.

Para otras corrientes de efluentes de plantas, a menudo tiene sentido realizar una separación con vapor como paso preliminar de tratamiento de efluentes. La combinación de esto con el proceso de absorción de NH3 minimiza el consumo general de vapor para la planta de subproductos. El licor de lavado en exceso se agrega en un punto de la lavadora donde su concentración de NH3 libre se aproxima más a la concentración de NH3 libre del licor de absorción. La presencia de NH3 fijo no influye en la absorción de NH3 libre del COG. Si se utiliza licor de lavado en exceso en el proceso de lavado con agua, la velocidad de flujo de la corriente de efluente de purga aumenta para mantener el inventario de licor circulante. El NH3 fijado se puede eliminar en la columna de separación mediante la adición de soda cáustica. Alternativamente, la corriente de purga se puede alimentar a un alambique de NH3 fijo separado. El uso de un NH3 fijo separado aún evita la presencia de álcali en el licor de absorción recirculante, que puede ser responsable de formar compuestos fijos con gases ácidos como el HCN y conducir a la presencia de estos compuestos en la corriente de efluentes de la planta.