Recuperação de amônia durante a produção de coque de carvão de coque

Recuperação de amônia durante a produção de coque a partir de carvão metalúrgico

A amônia (NH3) é um subproduto produzido durante a produção de coque de carvão coqueificável nos fornos de coque de subproduto. É um constituinte do gás de coqueria (COG) que sai das coquerias, com uma concentração típica em COG bruto de 6 gramas por metro cúbico normal (g/N cum). A solubilidade do NH3 em água leva à sua presença no licor de lavagem da bateria do forno de coque (COB) com uma concentração típica de 5 gramas por litro (g/l) a 6 g/l de NH3 total. Portanto, devido à produção líquida de licor de lavagem no COB, também às vezes referido como licor de lavagem em excesso, surge um fluxo líquido, bem como um fluxo de gás, do qual o NH3 deve ser removido. A quantidade de licor em excesso é de cerca de 12% da produção de carvão seco, que depende do teor de umidade do carvão.

A remoção de NH3 do fluxo de gás é uma característica universal de um forno de coque e planta de subprodutos. Isso ocorre porque o NH3, na presença de outros contaminantes COG cianeto de hidrogênio (HCN), sulfeto de hidrogênio (H2S), oxigênio (O2) e água, é extremamente corrosivo para tubulações feitas de aço carbono. Além disso, quando a amônia é queimada incontrolavelmente em qualquer câmara de combustão, forma óxidos de nitrogênio (NOx) que causam poluição do ar. Portanto, a remoção de NH3 do COG e da corrente líquida também deve ser feita devido a razões ambientais.

O processo primário de manuseio de NH3 na coqueria e na planta de subprodutos trata da remoção e descarte do NH3 presente no COG. No entanto, os sistemas de recuperação de NH3 geralmente incluem instalações para lidar com o NH3 que surge no excesso de licor de lavagem. Para uma compreensão adequada de como essas instalações são incorporadas ao sistema geral de manuseio de NH3, o tratamento de NH3 no excesso de licor de lavagem é descrito primeiro e, em seguida, os principais processos para remoção de NH3 do COG são descritos.





Tratamento do excesso de licor de lavagem

Em alguns lugares, o excesso de licor de lavagem pode ser descartado sem tratamento prévio, usando injeção de poço profundo. Uma prática comum é usar o excesso de licor de lavagem para extinguir o coque quente, embora por razões ambientais essa prática não seja mais aceitável. Na ausência de métodos de descarte tão simples, as alternativas restantes são a remoção da maior parte do NH3 do licor por destilação, normalmente seguida de tratamento final em uma estação de tratamento biológico de efluentes (BET). É possível usar BET sozinho para remover NH3 do excesso de licor de lavagem, no entanto, o tamanho e o custo operacional de uma planta BET são consideravelmente reduzidos quando a remoção preliminar de NH3 é feita por destilação.

A destilação do excesso de licor de lavagem envolve a alimentação do licor no topo de uma coluna de destilação com bandejas, geralmente chamadas de alambique de NH3, e a alimentação de um fluxo em contracorrente de vapor de extração no fundo. O vapor de destilação destila o NH3 que sai com os vapores aéreos e passa para tratamento posterior. O licor extraído é bombeado do fundo do alambique e resfriado antes da descarga para o esgoto local ou para a planta BET. Os níveis típicos de NH3 total no licor extraído variam de menos de 50 ppm (partes por milhão) a 150 ppm.

Não é prontamente possível remover todo o NH3 dissolvido presente no excesso de licor de lavagem com vapor. As muitas espécies químicas presentes no licor de lavagem levam à formação de vários sais de amônio em solução. Estes incluem carbonato de amônio, cloreto e sulfato, entre outros. Sais como o carbonato de amônio são facilmente decompostos pelo calor no alambique para produzir moléculas livres de NH3. No entanto, outros sais como cloreto e sulfato de amônio não são decompostos e retêm o NH3 de forma fixa. A fração de NH3 fixo para NH3 total em excesso de licor de lavagem está tipicamente na faixa de 20% a 50%. Para permitir a destilação do NH3 fixo, é necessário que o excesso de licor de lavagem seja alcalino. A reação típica a seguir ocorre, liberando moléculas livres de NH3.

NH4+ + OH- =NH3 + H2O

A adição de álcali é determinada pelo balanço de massa, com base na análise química do excesso de licor para fornecer a concentração do NH3 fixo presente.

A forma do álcali usado na destilação do excesso de licor de lavagem mudou ao longo dos anos. Por muitos anos, uma suspensão de hidróxido de cálcio (cal) foi usada. Este material tinha a vantagem de baixo custo e pronta disponibilidade, mas a formação de sais de cálcio insolúveis, como o carbonato de cálcio, criava um grande problema de incrustação. Os alambiques NH3 exigiram um projeto excessivo considerável para permitir a operação contínua enquanto parcialmente sujos, mas mesmo assim eles tiveram que ser retirados de serviço regularmente para limpeza. Para evitar o problema de incrustação, o carbonato de sódio (carbonato de sódio) também tem sido usado. Isto tem a vantagem de que os sais insolúveis não são formados, mas as impurezas podem estar presentes para causar incrustação e o armazenamento no local e o equipamento de mistura são necessários. Um fator ambiental, ao usar reagentes como cal e carbonato de sódio, é que qualquer depósito insolúvel formado pode criar um problema de descarte de resíduos sólidos.

A disponibilidade geral e facilidade de manuseio da solução de hidróxido de sódio (NaOH) (soda cáustica) é atualmente o álcali de escolha para o projeto atual de alambiques de NH3. O NaOH é o mais caro dos álcalis tradicionalmente usados, mas seu consumo pode ser controlado de perto, o que é uma grande vantagem quando as limitações são impostas ao pH do efluente ainda. As características não incrustantes do NaOH permitem o uso de projetos mais econômicos ainda, incorporando bandejas de válvulas no lugar das bandejas de tampas de bolhas tradicionais. Na prática, o NaOH é injetado no NH3 ainda próximo, mas não na bandeja superior. Isso permite que gases ácidos dissolvidos, como HCN e H2S, sejam removidos do licor primeiro, antes que possam reagir com NaOH para formar sais fixos.

Os materiais de construção dos alambiques NH3 são escolhidos pela sua resistência à corrosão. Ferro fundido tem sido tradicionalmente usado, com tolerâncias generosas para corrosão, embora agora seja mais econômico usar materiais como Hastelloy (uma liga à base de níquel), titânio e aço inoxidável (grau 316). As seções superiores dos alambiques de NH3 onde tanto NH3 quanto gases ácidos estão presentes geralmente requerem o uso de materiais altamente resistentes à corrosão.

Um problema operacional comum na destilação do excesso de licor de lavagem é a presença de arraste de alcatrão que pode levar a incrustações graves no alambique. A solução usual para este problema é instalar filtros de leito de areia ou cascalho na linha de abastecimento de licor de lavagem em excesso. Estes são operados manual ou automaticamente. O alcatrão removido é retrolavado para os decantadores de alcatrão e licor.

Recuperação de amônia do gás de coqueria

Atualmente existem três métodos que estão sendo usados ​​para a recuperação de NH3 do COG. Estes são conhecidos como (i) processo de sulfato de amônio, (ii) processo de phosam e (iii) processo de lavagem com água.

Processo de sulfato de amônio – Este processo remove o NH3 do COG por absorção em uma solução de sulfato de amônio [(NH4)2SO4] e ácido sulfúrico (H2SO4). A reação de absorção é 2NH3 + H2SO4 =(NH4)2SO4. O sulfato de amônio produzido pela reação de NH3 com H2SO4 é recuperado por cristalização. Os cristais são então centrifugados, lavados e secos. Os vários processos de sulfato de amônio em operação diferem no tipo de dispositivo de contato gás/licor e no tipo de equipamento de cristalização utilizado. Os equipamentos de processo do processo de sulfato de amônio são descritos abaixo.

Um método inicial e processo ainda muito comumente usado emprega um tubo de imersão que se estende abaixo da superfície da solução de ácido/sulfato de amônio em um recipiente referido como saturador. Saturador é um recipiente cilíndrico com fundo cônico. É fornecido com um capuz borbulhador, que é duto prolongado até o meio do saturador. O duto tem um capuz na parte inferior equipado com palhetas como arranjo. Outra estrutura semelhante a um anel com pequenas aberturas está na porção cônica, que é usada para alimentação de nitrogênio (N2). Anéis de água quente são fornecidos na parte superior do saturador. O saturador é sempre mantido com banho ácido chamado licor, que contém 4% a 5% de H2SO4. O COG é alimentado através do tubo de imersão e o contato gás/líquido é causado à medida que as bolhas de gás sobem através da solução no saturador. O ácido é continuamente adicionado ao saturador. Durante este período, o NH3 presente no gás reage com o H2SO4 no licor para formar sulfato de amônio. O calor da reação entre NH3 e H2SO4 causa a evaporação da água no COG. A concentração de sulfato de amônio atinge a saturação, fazendo com que os cristais se formem diretamente no saturador, onde crescem até serem removidos do processo. Por meio de agitação e circulação da solução, os cristais finos são retidos dentro da solução de processo de 'água-mãe' como é conhecido. O sulfato de amônio assim formado se deposita no fundo do saturador.

O nitrogênio é fornecido ao saturador para fins de agitação. O fluxo de N2 para o saturador é normalmente mantido em 450 metros cúbicos por hora (cum/h) a 550 cum/h. O N2 puro é purgado no saturador através de anéis de N2 a uma pressão de cerca de 6 kg/sq cm. A purga de N2 aumenta o crescimento do cristal.

H2SO4 (98%) é fornecido ao saturador para manter a acidez no saturador. O gás coletado no topo do saturador é alimentado ao coletor de ácido. À medida que o gás sobe, parte do cristal pode ser carregado com o gás e eles são empilhados nas paredes do saturador no topo. Em seguida, a água quente é pulverizada através do anel fornecido. O cristal preso às paredes do saturador é lavado. Quando a água quente é pulverizada, a concentração do licor diminui. Assim, a concentração de ácido de entrada é aumentada para cerca de 6% a 7% durante o período. Após a reação, o licor-mãe é continuamente puxado para o tanque de circulação fornecido ao lado do saturador. Isso também atua como um selo para o saturador. Do tanque de circulação, o licor-mãe é alimentado ao tanque de licor-mãe. Os cristais coletados na parte inferior são alimentados ao tanque receptor de cristal usando a bomba

A saída do saturador carrega alguma névoa ácida. Para remover a névoa ácida, o gás é enviado para o coletor de ácido. É vaso cilíndrico oco. O COG do saturador entra tangencialmente à armadilha. Devido ao movimento centrífugo, a névoa ácida se separa. O ácido coletado no fundo é alimentado ao tanque de circulação. Após a remoção da névoa ácida, o COG é alimentado na seção de recuperação de benzol da planta de subprodutos.

A pasta de amônio do fundo do saturador é bombeada para o tanque receptor de cristal com fundo cônico onde os cristais de sulfato de amônio se depositam na porção cônica do tanque. O licor mãe do topo do receptor é alimentado ao saturador. A pasta do fundo é alimentada à centrífuga. O cristal da centrífuga contém alguma quantidade de umidade. Para remover essa umidade, os cristais devem ser secos. O secador é geralmente um secador de leito fluidizado. O princípio é baseado em soltar as partículas para que adquiram fluidez devido à ação do fluxo de ar com uma velocidade definida do ar. O secador é fornecido com uma tela na parte inferior, anéis cerâmicos são dispostos na parte inferior da tela. O secador é fornecido com ar com ventilador de ar de tiragem forçada, aquecido no duto. Um espalhador na calha de alimentação do secador espalha a alimentação em todas as direções.

Ventilador de tiragem forçada suga o ar atmosférico e alimenta o secador. A calha de descarga do ventilador é dividida em duas seções. O ar é aquecido a 120 graus C a 150 graus C usando o vapor e o ar quente é alimentado a partir da parte inferior da tela. Os anéis cerâmicos distribuem o ar em todas as direções e fazem os cristais fluidificarem. A temperatura do ar deve ser mantida suficientemente alta para remover a umidade dos cristais. Na extremidade de descarga do secador, os cristais de sulfato de amônio são resfriados.

Quando o nível de pressão do leito fluidizado atinge o ponto de ajuste que é de cerca de 300 mm de coluna de água (WC) a 400 mm de WC, um alimentador de descarga automática descarrega o sulfato de amônio seco para o elevador de caçambas. O elevador descarrega o produto seco no bunker, que por sua vez alimenta o produto para a máquina de ensacamento. A zona acima do leito fluidizado é mantida na faixa de 5 mm WC a 10 mm WC para evitar a transferência das partículas de sulfato de amônio da unidade de secagem para o coletor de pó.

O ar do secador é sugado pelo ventilador de sucção e alimentado aos separadores ciclônicos. O separador de ciclone separa cristais finos de sulfato de amônio no ar e alimenta o bunker. O ar carregado de pó de cristal dos ciclones é alimentado para o fundo do tanque de coleta de pó que contém o licor de lavagem até certo nível. Aqui o pó de cristal é dissolvido na água e o ar é liberado para a atmosfera.

O excesso do saturador entra no tanque de licor-mãe. Cada saturador é fornecido com dois tanques de licor mãe. Uma é vertical e horizontal. Primeiro o licor entra no tanque horizontal. Como o licor tem menos densidade que o alcatrão, ele flutua. Em seguida, o licor-mãe claro é alimentado ao tanque vertical. Do fundo do tanque vertical, o licor mãe é alimentado ao saturador através das bombas fornecidas. A concentração do licor é mantida em torno de 10% a 12%.

O fluxograma típico da planta de sulfato de amônio que incorpora o excesso de tratamento com licor de lavagem é mostrado na Fig 1.

 Fig 1 Fluxograma típico da planta de sulfato de amônio

O sulfato de amônio também é produzido pela reação direta de H2SO4 concentrado e NH3 gasoso em um cristalizador evaporativo. O processo é descrito aqui. O NH3 líquido é evaporado em um evaporador usando vapor a uma pressão de 16 kg/sq cm e pré-aquecido usando vapor de baixa pressão. As quantidades estequiométricas de amônia gasosa pré-aquecida e H2SO4 concentrado (98,5%) são introduzidas no evaporador-cristalizador que está operando sob vácuo. Estas quantidades são mantidas por um controlador registrador de vazão e devidamente misturadas por uma bomba de circulação (da parte superior do cristalizador ao evaporador).

A reação ocorre no cristalizador onde o calor de reação gerado provoca a evaporação da água tornando a solução supersaturada. A solução supersaturada se deposita no fundo do cristalizador, onde é bombeada para o filtro metálico a vácuo, onde os cristais de sulfato de amônio são separados, enquanto o licor mãe é reciclado de volta ao cristalizador.

No processo de recuperação de sulfato de amônio de NH3, a geração de finos que atuam como sementes para novos cristais e a remoção de finos são os principais processos que determinam o tamanho dos cristais que podem ser produzidos. Existem basicamente três tipos diferentes de cristalizadores:(i) o tipo de circulação forçada (FC), (ii) o tipo de turbulência ou tubo de sucção defletor (DTB) e (ii) o tipo de leito fluidizado. No cristalizador tipo FC, todo o conteúdo do cristalizador é completamente misturado e passa pela bomba de circulação e trocador de calor centenas de vezes por hora. Isso dá mais estresse mecânico aos cristais e leva à formação de uma grande quantidade de fragmentos que atuam como cristais de semente. Essas partículas finas crescem em muitos cristais e, portanto, cristais de produto menores são produzidos por este cristalizador. No cristalizador DTB, a suspensão de cristal não passa pelo trocador de calor e, como resultado, a entrada de energia da bomba de circulação é um fator dez vezes menor do que para o cristalizador FC, levando a uma geração de finos muito menor. Além disso, os finos que estão presentes são retirados do cristalizador através de uma zona de clarificação e são dissolvidos como resultado do aquecimento no trocador de calor. Esses efeitos levam a um tamanho de cristal que é 3 a 4 vezes maior do que o que pode ser alcançado no tipo FC. No cristalizador do tipo leito fluidizado, não há bomba que esteja em contato com a suspensão de cristal, mas os cristais são mantidos em um leito fluidizado. Como resultado, o estresse mecânico nos cristais é ainda menor. Devido a isso, os maiores cristais possíveis são produzidos por este cristalizador, mas para sulfato de amônio o tamanho do cristal que pode ser alcançado é apenas um pouco maior do que com o cristalizador DTB e se a planta estiver sobrecarregada o tamanho do cristal colapsa porque então o cristalizador começa a agir semelhante ao cristalizador FC.

Na cristalização de sulfato de amônio, é necessário distinguir entre cristalização por reação e cristalização evaporativa. Além disso, o desempenho dos diferentes tipos de cristalizadores precisa ser considerado. Na cristalização de reação, como a do sulfato de amônio de H2SO4 e NH3, tanto a reação que cria a supersaturação do soluto quanto a subsequente cristalização do soluto ocorrem dentro do recipiente do cristalizador. O calor de dissolução e reação do sulfato de amônio, ao usar reagentes razoavelmente concentrados, é suficiente para operar uma reação no cristalizador de sulfato de amônio sem qualquer fonte externa de energia para evaporação. O perfil de supersaturação e a cinética de cristalização de sulfato de amônio, bem como o método de operação de tal cristalizador são diferentes daqueles de um cristalizador evaporativo clássico. Em uma unidade evaporativa, a matéria-prima é trazida subsaturada e um aquecedor precisa ser operado em conjunto com o cristalizador, para evaporar a água na matéria-prima. A maioria dos cristalizadores de sulfato de amônio, estimados em torno de 80% a 90%, são operados no modo evaporativo. A tendência geral é que a cristalização reativa produz cristais menores, mas tem uma vantagem energética sobre a cristalização evaporativa.

Como o sulfato de amônio é produzido como subproduto durante a recuperação de NH3 do COG, normalmente há muitas impurezas de diferentes fontes. Estas são impurezas orgânicas, bem como as impurezas inorgânicas. Os efeitos combinados dessas impurezas são complexos e influenciam a pureza, a forma e o tamanho do cristal.

O material tradicional de construção do saturador e de todas as superfícies molhadas é aço carbono revestido com chumbo. Ligas como Monel e aço inoxidável (grau 316) também são usadas. O revestimento de tijolo é usado para proteger o revestimento de chumbo, que sofre “deslizamento” e danos por erosão.

A disponibilidade de materiais resistentes a ácidos, como o aço inoxidável (grau 316), permitiu o desenvolvimento dos modernos sistemas absorvedores de NH3. Nesses sistemas, um fluxo circulante de solução de sulfato de amônio/H2SO4 é pulverizado contra o fluxo de COG em um recipiente absorvedor. A absorção de NH3 do gás ocorre nas superfícies das gotículas de pulverização. Uma porção do licor circulante é continuamente retirada e alimentada a um cristalizador contínuo separado. Aqui, o licor é concentrado usando calor e pressão negativa para evaporar a água e assim promover a cristalização. Os cristais são removidos e uma corrente de água mãe é continuamente realimentada ao circuito absorvedor.

A operação de processos de sulfato de amônio resulta em um aumento no conteúdo de calor do COG que sai do absorvedor ou saturador. A razão para isso é que para manter o equilíbrio da água no processo, especialmente no caso de saturadores, é necessário que a água seja evaporada na corrente de gás. Além da adição de água ao processo com o ácido, são necessárias dessaturações regulares nas quais a água é adicionada ao licor-mãe para dissolver os depósitos de cristais e reduzir a incrustação. Em algumas instalações, os aquecedores a gás são fornecidos a montante dos absorvedores/saturadores de NH3. A evaporação da água no COG resulta em um gás de saída com um ponto de orvalho mais alto do que na entrada. Para que os processos de limpeza de gás a jusante, como remoção de naftaleno, benzol e H2S, sejam operados de forma eficaz, o gás deve ser resfriado em resfriadores de gás final.

Os processos de sulfato de amônio acomodam o NH3 do excesso de licor de lavagem alimentando os vapores aéreos da destilação do licor de lavagem no COG principal a montante do saturador/absorvedor de NH3.

A principal desvantagem econômica dos processos de sulfato de amônio é a relação de preço entre o H2SO4 e o sulfato de amônio. O H2SO4 necessário para fazer sulfato de amônio pode custar até duas vezes o valor do produto sulfato de amônio.

O processo Phosam – Este processo foi desenvolvido pela United States Steel como um meio de produzir um produto NH3 anidro comercialmente puro a partir do NH3 presente no COG bruto. O NH3 anidro produzido por este processo é um produto de alto valor comparado ao sulfato de amônio produzido pelos outros processos descritos anteriormente.

No processo Phosam, o NH3 é absorvido seletivamente do COG por contato direto com uma solução aquosa de fosfato de amônio em um recipiente de absorção de spray de dois estágios (Fig. 2). A solução de absorção na verdade contém uma mistura de (i) ácido fosfórico (H3PO4), (ii) fosfato monoamônico (NH4H2PO4), (iii) fosfato diamônico [(NH4)2HPO4] e (iv)  fosfato triamônico] (NH4)3PO4]. As reacções de absorção reversíveis que ocorrem são as indicadas abaixo.

H3PO4 + NH3 =NH4H2PO4

NH4H2PO4 + NH3 =(NH4)2HPO4

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

O NH3 absorvido é recuperado por stripping a vapor. Isso regenera a solução de absorção que é devolvida ao absorvedor de spray. A decapagem a vapor é realizada em alta pressão, em torno de 13 kg/sq cm. A razão para isso é que as reações reversíveis que liberam o NH3 da solução são favorecidas por temperaturas mais altas. Portanto, operando em alta pressão (e, portanto, em temperatura mais alta), o consumo de vapor de extração é minimizado.

Os vapores aéreos do stripper são praticamente apenas vapor de água e NH3. Esses vapores são condensados ​​e então alimentados a uma coluna de fracionamento onde o NH3 anidro é recuperado como o produto condensado de cabeça. O produto do fundo do fracionador, principalmente água, sai do processo como efluente. O fluxograma esquemático do processo Phosam é mostrado na Fig 2.

Fig 2 Fluxograma esquemático do processo Phosam

O processo Phosam pode ser contaminado por alcatrão e pela absorção de gases ácidos (HCN, H2S e CO2) na solução recirculada. Para remover o alcatrão, um dispositivo de flutuação de espuma é instalado no circuito de solução entre o absorvedor e o decapante. Os gases ácidos são removidos pré-aquecendo a solução rica em NH3 e alimentando-a em um recipiente denominado contator. Neste recipiente, o pré-aquecimento provoca a vaporização da água e dos gases ácidos da solução. Esses vapores são liberados de volta para o COG principal e a solução rica restante é alimentada ao stripper. Uma etapa subsequente para lidar com quaisquer gases ácidos remanescentes e evitar que eles contaminem o NH3 anidro é adicionar hidróxido de sódio (NaOH) à alimentação do fracionador. O NaOH fixa os compostos do gás ácido como sais de sódio não voláteis que permanecem na corrente efluente do fundo do fracionador.

Uma característica operacional importante é o controle do balanço hídrico no processo. Quantidades substanciais de vapor são condensadas no extrator de solução, e este condensado deve ser reevaporado da solução circulante para a corrente COG. A temperatura da solução que retorna ao absorvedor é de cerca de 60°C e, portanto, o COG se aquece à medida que flui através do absorvedor. O aumento da temperatura do gás geralmente torna necessário instalar um resfriador de gás final após o absorvedor Phosam.

A adição de ácido fosfórico à solução de absorção é necessária apenas para contabilizar as perdas operacionais, como derramamento. É adicionado em intervalos semanais a uma taxa equivalente a 0,0075 kg de H3PO4 por quilograma de NH3 produzido. O processo Phosam é muito eficiente, capaz de obter mais de 99% de recuperação de NH3 do COG. Outras configurações de plantas são possíveis nas quais, por exemplo, uma solução aquosa de NH3 é produzida em vez do NH3 anidro. Os materiais de construção são aço inoxidável para todas as áreas em contato com solução de fosfato de NH3 aquoso, e aço carbono para outras áreas.

Como no processo de sulfato, o NH3 presente no excesso de licor de lavagem é tratado primeiro por destilação, com os vapores sendo alimentados ao COG a montante do absorvedor de Phosam.

O processo de lavagem com água

Um dos métodos mais simples e mais usados ​​para remover NH3 do COG é absorvê-lo em água. O licor de absorção aquoso é alimentado contra o fluxo de COG em um vaso lavador de NH3 (Fig. 3). O recipiente pode ser projetado como um absorvedor tipo spray com vários estágios de respray de licor, ou como uma torre empacotada como é comum em muitas plantas. O tipo de gaxeta geralmente usado é de chapas de metal estendidas dispostas verticalmente que promovem o contato gás/licor, mas resistem a jogar e sujar. A solução rica em NH3 formada, com uma concentração típica de 5 g/l a 8 g/l, é então alimentada em colunas de destilação onde o NH3 é removido do licor aquoso usando vapor. O NH3 e os vapores de água que saem do topo da coluna de stripping são passados ​​para tratamento subsequente de várias maneiras. O esquema do processo de lavagem é mostrado na Fig 3.

Fig 3 Esquema do processo de lavagem com água

Após a remoção, o licor de absorção é resfriado e devolvido ao lavador. Há uma descarga contínua do licor extraído do circuito que é equivalente ao volume de vapor condensado na coluna do stripper. Esta descarga é o efluente da planta e requer tratamento biológico do efluente para remover totalmente o NH3 residual.

Como não há reações químicas envolvidas, além da dissolução de NH3 em água, o processo de lavagem com água depende da temperatura e é mais eficiente em baixas temperaturas de COG (20°C a 30°C). O vaso lavador de NH3 é geralmente colocado imediatamente após o precipitador de alcatrão em uma planta típica de coqueria de subprodutos. Neste ponto, o gás retém algum superaquecimento do exaustor de gás, se a planta de subprodutos for operada em pressão positiva. Para promover a eficiência de remoção de NH3, o resfriamento do gás é necessário para remover esse superaquecimento e resfriar o gás até a faixa de temperatura ideal.

O estágio de resfriamento de gás é frequentemente incorporado ao próprio tanque de lavagem de NH3. O lavador de NH3 não deve ser operado a uma temperatura inferior à temperatura de saída do estágio de resfriamento de gás, caso contrário, pode ocorrer incrustação por naftaleno.

O uso de licor de absorção aquoso resulta na absorção simultânea de quantidades significativas de gases ácidos (H2S, CO2 e HCN) do COG.

Portanto, a coluna de NH3 hoje em dia é frequentemente construída com materiais resistentes à corrosão, como titânio e aço inoxidável (grau 316), embora muitas plantas continuem a operar alambiques de ferro fundido. A coluna de decapagem é equipada com bandejas de tampas de bolhas ou com bandejas de válvulas mais econômicas. Devido às temperaturas mais baixas do licor na arruela e, portanto, à taxa reduzida de corrosão, este vaso pode ser construído inteiramente em aço carbono.

Uma vantagem do processo de lavagem com água é que o excesso de licor de lavagem e outras correntes aquosas da planta (como o efluente da planta de benzol) podem ser usados ​​para absorver NH3 no lavador. A vantagem de fazer isso é que, como o excesso de licor deve ser removido com vapor em qualquer caso, há uma economia líquida de vapor de remoção se o excesso de licor de lavagem também for usado para absorver NH3.

Para outros fluxos de efluentes da planta, muitas vezes faz sentido realizar a remoção de vapor como uma etapa preliminar de tratamento de efluentes. A combinação disso com o processo de absorção de NH3 minimiza o consumo geral de vapor para a planta de subprodutos. O excesso de licor de lavagem é adicionado em um ponto no lavador onde sua concentração de NH3 livre se aproxima mais da concentração de NH3 livre do licor de absorção. A presença de NH3 fixo não influencia a absorção de NH3 livre do COG. Se for usado excesso de licor de lavagem no processo de lavagem com água, a taxa de fluxo da corrente de efluente de purga é aumentada para manter o estoque de licor circulante. O NH3 fixo pode ser removido na coluna de stripping pela adição de soda cáustica. Alternativamente, o fluxo de purga pode ser alimentado a um alambique de NH3 fixo separado. O uso de um NH3 fixo separado ainda evita a presença de álcalis no licor de absorção recirculante, que pode ser responsável por formar compostos fixos com gases ácidos como o HCN e levar à presença desses compostos na corrente efluente da planta.