1、10申请公布号CN104129802A43申请公布日20141105CN104129802A21申请号201410382834322申请日20140806C01C1/12200601C01B31/2020060171申请人中国成达工程有限公司地址610041四川省成都市高新区天府大道中段279号72发明人许斌邓敏鄢家祥74专利代理机构成都九鼎天元知识产权代理有限公司51214代理人刘凯54发明名称一种分离含NH3和CO2混合气的装置及其分离工艺57摘要本发明公开了一种分离含NH3和CO2混合气的装置及其分离工艺，包括两段压缩系统、两级CO2分离系统以及氨分离系统，所述两段压缩系统包括一段压缩机
2、和二段压缩机，所述两级CO2分离系统包括一级CO2分离塔和二级CO2分离塔。本发明采用两次压缩、变压分离的方法，将两段压缩机及两级CO2分离塔间隔设置，由于在第一次分离中，大部分氨被分离下来，第二次压缩气体量大大减少，第二次压缩功耗降低，从而有效降低总的压缩功耗，同时一级CO2分离塔塔顶出气直接进行第二次压缩，避免了压缩机入口气的结晶，而且通过两级不同压力下的脱碳分离，促进提高尾气脱碳效率，降低压缩机功耗。51INTCL权利要求书2页说明书5页附图1页19中华人民共和国国家知识产权局12发明专利申请权利要求书2页说明书5页附图1页10申请公布号CN104129802ACN104129802A1
3、/2页21一种分离含NH3和CO2混合气的装置，其特征在于包括两段压缩系统、两级CO2分离系统以及氨分离系统，所述两段压缩系统包括一段压缩机（1）和二段压缩机（2），所述两级CO2分离系统包括一级CO2分离塔（3）和二级CO2分离塔（4），所述氨分离系统包括解吸塔（5）和氨精馏塔（6），所述一段压缩机（1）的进口通过管道与尾气排放口连通，其出口通过管道与一级CO2分离塔（3）连通，所述一级CO2分离塔（3）顶部通过管道与二段压缩机（2）的进口连通，所述二段压缩机（2）的出口与二级CO2分离塔（4）连通，所述二级CO2分离塔（4）顶部将分离后的CO2排出，所述一级CO2分离塔（3）塔底和二级CO
4、2分离塔（4）塔底通过设置有甲铵液加压泵（7）的管道与解吸塔（5）连通，所述解吸塔（5）底部通过CO2分离塔给水泵（8）并经预热器（9）回收热量并冷却后分别与一级CO2分离塔（3）和二级CO2分离塔（4）上部连通，所述解吸塔（5）顶部通过管道依次与相互串联的至少三级解吸气吸收器连通，最下面一级的解吸气吸收器底部通过吸收液循环泵（10）并经预热器（9）加热后与二级CO2分离塔（4）连通，最上面一级的解吸气吸收器顶部通过管道与氨精馏塔（6）连通，所述解吸塔（5）下部与解吸塔换热器（11）连接，所述氨精馏塔（6）底部与解吸气吸收器连通形成循环回路，所述氨精馏塔（6）顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通。
5、2根据权利要求1所述的分离含NH3和CO2混合气的装置，其特征在于所述解吸塔（5）顶部通过管道依次与串联的解吸气吸收器A、B、C（12A、12B、12C）连通，所述由解吸塔（5）解吸的气体依次通过解吸气吸收器A、B、C流入到氨精馏塔（6）下部，所述氨精馏塔（6）底部的液体则依次通过解吸气吸收器C、B、A流出。3根据权利要求1所述的分离含NH3和CO2混合气的装置，其特征在于所述氨压缩冷凝系统包括氨压缩分离罐（13）、氨压缩机（14）、氨冷凝器（15）、液氨缓冲槽（16）以及液氨贮罐（17），所述氨精馏塔（5）顶部通过管道与氨压缩分离罐（13）连通，所述氨压缩分离罐（13）底部与氨水池连通，其顶
6、部通过氨压缩机（14）与氨冷凝器（15）连通，所述氨冷凝器（15）通过管道与液氨缓冲槽（16）连通，所述液氨缓冲槽（16）通过管道与液氨贮罐（17）连通。4一种采用上述权利要求1、2或3所述的分离含NH3和CO2混合气的装置的分离工艺，其特征在于将含NH3和CO2的原料气经一段压缩机压缩后，送入一级CO2分离塔，所述一级CO2分离塔顶部分离出含大部分CO2和少量NH3的混合气体送入二段压缩机进行压缩，经二段压缩机再次压缩后送入二级CO2分离塔，所述二级CO2分离塔分离出的CO2由其塔顶排出，所述一级CO2分离塔塔底和二级CO2分离塔塔底得到的甲铵液经甲铵液加压泵送入解吸塔，进行解吸分NH3和C
7、O2，解吸塔塔底的洗涤液通过CO2分离塔给水泵并经预热器回收热量并冷却后送回一级CO2分离塔和二级CO2分离塔作洗涤液，解吸塔塔顶的气体经三级串联解吸气吸收器解吸冷凝后，所述解吸气吸收器底部甲铵液通过吸收液循环泵并经预热器加热后送回二级CO2分离塔再次分离，其顶部气相送氨精馏塔，经过氨精馏、压缩、冷凝后得到纯度较高的液氨产品。5根据权利要求4所述的分离工艺，其特征在于所述原料气为NH3、CO2和H2O的混合气体，其中NH3CO2为1926，所述混合气体经一段压缩机压缩后压力升至810BAR，其在一级CO2分离塔中的操作压力为810BAR，经过一级CO2分离塔分离后的混合气体在送入二段压缩机压缩
8、后压力升至1625BAR，其在二级CO2分离塔中的操作压力为1625BAR，所述解吸塔中的操作压力为27BAR。权利要求书CN104129802A2/2页36根据权利要求5所述的分离工艺，其特征在于所述一级CO2分离塔和二级CO2分离塔的塔顶均采用解吸塔解吸后的纯净水对混合气体进行洗涤，温度均为40。权利要求书CN104129802A1/5页4一种分离含NH3和CO2混合气的装置及其分离工艺技术领域0001本发明属于尾气处理技术领域，特别涉及一种采用两次压缩、变压分离的方法分离含NH3和CO2混合气的装置及其分离工艺。背景技术0002目前国内外均采用尿素为原料生产三聚氰胺，通常每生产1吨三聚氰
9、胺，同时副产约2吨尾气。这些尾气主要是氨及二氧化碳的混合气体，如何分离混合气体，并加以利用，是近年来困扰企业的技术难点。0003传统的氨及二氧化碳混合气分离方法是将混合气以水溶液形式送入CO2分离塔，通过塔底蒸汽加热，塔顶分离出含少量水蒸气的CO2气体，塔底的甲铵液送水分离塔，经加热彻底解吸，塔底得到的解吸水，经降温后作为三胺尾气的吸收水，塔顶得到的解吸气，送氨精馏塔，通过氨精馏塔精馏操作，塔顶得到高纯的氨气，塔底甲铵液再送回CO2分离塔进行脱碳操作。0004但上述方法能耗上很不经济，针对这个问题，现有氨碳分离工艺技术，有采用以下的分离工艺首先对氨和二氧化碳混合气体采用连续的两级压缩加压到15
10、25BAR后，送入二氧化碳分离塔，然后再依次进入水分离塔和氨分离塔。通过这样设置，压缩尾气所消耗的电能转化为尾气的焓，因此当尾气进入二氧化碳分离塔时，氨溶于水中所释放的大量热源能够得到有效的利用，节约了电耗。同时通过多段压缩，段间采用喷液冷却，而非水冷却法，使得显热转化为潜热。此外，采用空冷器代替循环冷却水的冷却器，从而降低了能耗。但对尾气进行连续两级压缩的设置，压缩功耗过大，同时压缩机段间容易结晶的问题亟待业内解决。发明内容0005本发明的目的在于针对上述存在的问题，提供一种能够有效解决压缩机段间喷液及出口气结晶问题，同时提高尾气脱碳效率，降低压缩机功耗的分离含NH3和CO2混合气的装置及其
11、分离工艺。0006本发明的技术方案是这样实现的一种分离含NH3和CO2混合气的装置，其特征在于包括两段压缩系统、两级CO2分离系统以及氨分离系统，所述两段压缩系统包括一段压缩机和二段压缩机，所述两级CO2分离系统包括一级CO2分离塔和二级CO2分离塔，所述氨分离系统包括解吸塔和氨精馏塔，所述一段压缩机的进口通过管道与尾气排放口连通，其出口通过管道与一级CO2分离塔连通，所述一级CO2分离塔顶部通过管道与二段压缩机的进口连通，所述二段压缩机的出口与二级CO2分离塔连通，所述二级CO2分离塔顶部将分离后的CO2排出，所述一级CO2分离塔塔底和二级CO2分离塔塔底通过设置有甲铵液加压泵的管道与解吸塔
12、连通，所述解吸塔底部通过CO2分离塔给水泵并经预热器回收热量并冷却后分别与一级CO2分离塔和二级CO2分离塔上部连通，所述解吸塔顶部通过管道依次与相互串联的至少三级解吸气吸收器连通，最下面一级的解吸气吸收器底部通过吸收液循环泵并经预说明书CN104129802A2/5页5热器加热后与二级CO2分离塔连通，最上面一级的解吸气吸收器顶部通过管道与氨精馏塔连通，所述解吸塔下部与解吸塔换热器连接，所述氨精馏塔底部与解吸气吸收器连通形成循环回路，所述氨精馏塔顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通。0007本发明所述的分离含NH3和CO2混合气的装置，其所述解吸塔顶部通过管道依次与串联的解吸气吸收器A、B、C连
13、通，所述由解吸塔解吸的气体依次通过解吸气吸收器A、B、C流入到氨精馏塔下部，所述氨精馏塔底部的液体则依次通过解吸气吸收器C、B、A流出。0008本发明所述的分离含NH3和CO2混合气的装置，其所述氨压缩冷凝系统包括氨压缩分离罐、氨压缩机、氨冷凝器、液氨缓冲槽以及液氨贮罐，所述氨精馏塔顶部通过管道与氨压缩分离罐连通，所述氨压缩分离罐底部与氨水池连通，其顶部通过氨压缩机与氨冷凝器连通，所述氨冷凝器通过管道与液氨缓冲槽连通，所述液氨缓冲槽通过管道与液氨贮罐连通。0009一种采用分离含NH3和CO2混合气的装置的分离工艺，其特征在于将含NH3和CO2的原料气经一段压缩机压缩后，送入一级CO2分离塔，所
14、述一级CO2分离塔顶部分离出含大部分CO2和少量NH3的混合气体送入二段压缩机进行压缩，经二段压缩机再次压缩后送入二级CO2分离塔，所述二级CO2分离塔分离出的CO2由其塔顶排出，所述一级CO2分离塔塔底和二级CO2分离塔塔底得到的甲铵液经甲铵液加压泵送入解吸塔，进行解吸分NH3和CO2，解吸塔塔底的洗涤液通过CO2分离塔给水泵并经预热器回收热量并冷却后送回一级CO2分离塔和二级CO2分离塔作洗涤液，解吸塔塔顶的气体经三级串联解吸气吸收器解吸冷凝后，所述解吸气吸收器底部甲铵液通过吸收液循环泵并经预热器加热后送回二级CO2分离塔再次分离，其顶部气相送氨精馏塔，经过氨精馏、压缩、冷凝后得到纯度较高
15、的液氨产品。0010本发明所述的分离工艺，其所述原料气为NH3、CO2和H2O的混合气体，其中NH3CO2为1926，所述混合气体经一段压缩机压缩后压力升至810BAR，其在一级CO2分离塔中的操作压力为810BAR，经过一级CO2分离塔分离后的混合气体在送入二段压缩机压缩后压力升至1625BAR，其在二级CO2分离塔中的操作压力为1625BAR，所述解吸塔中的操作压力为27BAR。0011本发明所述的分离工艺，其所述一级CO2分离塔和二级CO2分离塔的塔顶均采用解吸塔解吸后的纯净水对混合气体进行洗涤，温度均为40。0012本发明采用两次压缩、变压分离的方法，将两段压缩机及两级CO2分离塔间隔
16、设置，由于在第一次分离中，大部分氨被分离下来，第二次压缩气体量大大减少，第二次压缩功耗降低，从而有效降低总的压缩功耗，同时一级CO2分离塔塔顶出气直接进行第二次压缩，避免了压缩机入口气的结晶，而且通过两级不同压力下的脱碳分离，促进提高尾气脱碳效率，降低压缩机功耗。在本发明中每回收一吨液氨，约消耗2432吨蒸汽、178269KWH度电，工程化更易实现，相对现有三聚氰胺尾气处理方法真正达到了节能减排的目的。附图说明0013图1是本发明的工艺流程图。0014图中标记1为一段压缩机，2为二段压缩机，3为一级CO2分离塔，4为二级CO2分离塔，5为解吸塔，6为氨精馏塔，7为甲铵液加压泵，8为CO2分离塔
17、给水泵，9为预热器，10说明书CN104129802A3/5页6为吸收液循环泵，11为解吸塔换热器，12A、12B、12C为解吸气吸收器A、B、C，13为氨压缩分离罐，14为氨压缩机，15为氨冷凝器，16为液氨缓冲槽，17为液氨贮罐。具体实施方式0015下面结合附图，对本发明作详细的说明。0016为了使本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。0017实施例1如图1所示，一种分离含NH3和CO2混合气的装置，包括两段压缩系统、两级CO2分离系统以及氨分离系统，所述两段压缩系
18、统包括一段压缩机1和二段压缩机2，所述两级CO2分离系统包括一级CO2分离塔3和二级CO2分离塔4，所述氨分离系统包括解吸塔5和氨精馏塔6，所述一段压缩机1的进口通过管道与尾气排放口连通，其出口通过管道与一级CO2分离塔3连通，所述一级CO2分离塔3顶部通过管道与二段压缩机2的进口连通，所述二段压缩机2的出口与二级CO2分离塔4连通，所述二级CO2分离塔4顶部将分离后的CO2排出，所述一级CO2分离塔3塔底和二级CO2分离塔4塔底通过设置有甲铵液加压泵7的管道与解吸塔5连通，所述解吸塔5底部通过CO2分离塔给水泵8并经预热器9回收热量并冷却后分别与一级CO2分离塔3和二级CO2分离塔4上部连通
19、，所述解吸塔5顶部通过管道依次与串联的解吸气吸收器A12A、B12B、C12C连通，所述由解吸塔5解吸的气体依次通过解吸气吸收器A、B、C流入到氨精馏塔6下部，所述氨精馏塔6底部的液体则依次通过解吸气吸收器C、B、A流出，解吸气吸收器A12A底部通过吸收液循环泵10并经预热器9加热后与二级CO2分离塔4连通，解吸气吸收器C12C顶部通过管道与氨精馏塔6连通，所述解吸塔5下部与解吸塔换热器11连接，所述氨精馏塔6底部与解吸气吸收器连通形成循环回路，所述氨精馏塔6顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通，所述氨压缩冷凝系统包括氨压缩分离罐13、氨压缩机14、氨冷凝器15、液氨缓冲槽16以及液氨贮罐17，所
20、述氨精馏塔5顶部通过管道与氨压缩分离罐13连通，所述氨压缩分离罐13底部与氨水池连通，其顶部通过氨压缩机14与氨冷凝器15连通，所述氨冷凝器15通过管道与液氨缓冲槽16连通，所述液氨缓冲槽16通过管道与液氨贮罐17连通。0018如图1所示，一种采用上述装置的分离工艺，本工艺的技术原料为低压法三胺装置的尾气，即NH3、CO2和H2O的混合气体或其他NH3及CO2混合气体，其中NH3CO2分子比为1926，温度为140，压力为4BAR，由NH3CO2H2O三元液固平衡关系可知，当压力升高时，甲铵液中氨含量呈上升趋势，这说明通过加压有利于进行脱碳分离，而温度升高时，甲铵液中二氧化碳含量呈上升趋势，这
21、说明在低温下利于脱碳分离，如下表所示0019P11BAR0020说明书CN104129802A4/5页70021P35BAR00220023P4BAR00240025P10BAR00260027P18BAR00280029P25BAR00300031说明书CN104129802A5/5页80032因此本发明采用二段压缩、变压分离的工艺方法，即通过一段压缩三胺尾气至810BAR，在一级CO2分离塔内进行脱碳分离操作后，再将分离后的混合气加压至1625BAR，然后在二级CO2分离塔内进行变压分离。这样设置的优点在于，通过一段加压，脱碳分离后，混合气中大部分氨溶于水中，这样在进行二段加压时，混合气量
22、减少，减少二段压缩机的压缩功耗，同时由于送往两级CO2分离塔的洗涤水，水温均为40OC，为促进混合气中的氨吸收，在二级CO2分离塔必须进行变压分离，提高第二分离塔中甲铵液氨浓度，另外通过这样设置解决了原有技术中段间喷水冷却及压缩机出口气结晶问题。0033本发明的具体工艺为将含NH3和CO2的原料气经一段压缩机压缩后压力升至810BAR，送入一级CO2分离塔，在一级CO2分离塔中的操作压力也为810BAR，通过塔底再沸器提供部分热量，上部采用解吸后的、温度为40的较纯净水洗涤，所述一级CO2分离塔顶部分离出含大部分CO2和少量NH3的混合气体后送入二段压缩机进行压缩，混合气体经过压缩后压力升至1
23、625BAR，送入二级CO2分离塔，在二级CO2分离塔中的操作压力也为1625BAR，所述二级CO2分离塔塔顶仍采用解析后的、温度为40的较纯净水洗涤，洗涤后的CO2为纯度较高的产品气并由塔顶排出，所述一级CO2分离塔塔底和二级CO2分离塔塔底得到的甲铵液经甲铵液加压泵送入解吸塔，经加热方式进行解吸分NH3和CO2，所述解吸塔中的操作压力为27BAR，解吸塔塔底的洗涤液通过CO2分离塔给水泵并经预热器回收热量并冷却后送回一级CO2分离塔和二级CO2分离塔作洗涤液，解吸塔塔顶的气体经三级串联解吸气吸收器A、B、C解吸冷凝后，气体依次通过ABC流出，而液体则通过CBA流出，B和A内的溶液具有较高的
24、饱和温度，因此B和A可采用调温水作冷却介质，所述解吸气吸收器底部甲铵液通过吸收液循环泵并经预热器加热后送回二级CO2分离塔再次分离，在二级CO2分离塔中进一步将残余的CO2甲铵液中的CO2通过加热分解出来，经解析后的混合气体送入氨精馏塔，由氨精馏塔顶部送出的氨气气体压力为6BAR，温度为9，通过氨压缩分离罐进入氨压缩机，氨压缩机为螺杆式，通过自动调节氨压缩机的吸入气量，以保持氨精馏的压力恒定，出氨压缩机的气体进入氨冷凝器，氨冷凝器操作压力为18BAR，在此气氨被冷凝，冷凝热通过管内的冷却水移走，冷凝的液氨进入液氨缓冲槽后送至液氨贮罐，作为产品外输。其中，为了降低蒸汽消耗，采用了解吸塔采出部分侧
25、线工艺冷凝液返回CO2分离塔作为补充液。0034在本实施例中，本分离工艺的操作条件是原料气中NH3CO2为26，一级CO2分离塔的操作压力为10BAR，二级CO2分离塔的操作压力为19BAR，解吸塔的操作压力为6BAR。0035实施例2本实施例中所述的工艺流程与实施例1中的相同。原料气中NH3CO2分子比仍为26，温度为140OC，压力为4BAR。0036本工艺技术的操作条件一级CO2分离塔的操作压力为10BAR，二级CO2分离塔的操作压力为19BAR，分氨解吸系统，解吸塔的操作压力为2BAR。0037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。说明书CN104129802A1/1页9图1说明书附图CN104129802A
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