高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO₂的工艺方法

专利名称：高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO₂的工艺方法
技术领域：
本发明涉及一种制备食品级CO2的工艺方法，具体的说是高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO2的工艺方法。
背景技术：
全球气候变暖对人类以及整个地球环境可能产生的危害，已经日益引起世界各国的广泛关注。为了遏制全球增暖趋势，1997年通过的《京都议定书》将减少全球二氧化碳 (CO2)排放确定为今后的工作目标。如何减少CO2的排放，成为各国政府以及科学家首要关心的问题。国内排放的CO2主要来源于化肥厂尾气、炼厂尾气、发酵尾气等，通过合适技术回收后用于食品、医药、焊割等行业，既能够减少CO2的排放量，又可将其用于工业生产。分离提纯二氧化碳气体的方法有很多，根据二氧化碳的来源不同和用户的要求不用，一般可分为化学法和物理法两类。化学法利用二氧化碳可以与碱性物质反应的原料进行吸收分离；物理方法包括物理溶剂吸收法、吸附分离法、薄膜渗透法和低温精馏法。低温精馏法又称加压精馏工艺，在高浓度CO2排放气制备食品级CO2的方法中，低压法生产食品级CO2的压力为1. 5MPaG,此压力对应的饱和温度为-28. 5°C，此法虽然CO2压缩机效率较高，但冷源温度必须在_35°C左右才能液化，对氨冷冻系统的要求较高。中压法生产食品级CO2的压力一般为2. 5MPaG,如闫小茹等(《化工设计》，2008，18 (6))提出了一种加压精馏工艺，首先将原料气压缩至2. 4MPaG,而后经净化处理后送至精馏装置，并利用低压蒸汽作为精馏装置再沸器的热源，其产品纯度可达到99. 99%，但是由于需要消耗低压蒸汽作为精馏塔的热源，导致装置的能耗增加。而高压法生产食品级CO2时，CO2的制备压力约8. OMPaG，此压力超过CO2的临界压力，虽然用常温水就可以冷却液化，但至少要经过4 5级压缩，这样不仅压缩机功耗过多，而且系统耐压要求高，对设备、管道、仪表等的要求更高。综上所述，目前为止，上述几种压力下的制备工艺，其能耗损失均较大，导致制备工艺复杂、占地面积大、设备投资及运行成本较高的问题。并且经精馏处理的不凝性气体通常直接排放，冷量没有得到很好的回收和利用，导致能耗增加。

发明内容
本发明的目的是为了解决上述技术问题，提供一种工艺流程最大优化、系统运行能耗低、占地面积小、投备投资及运行成本低的高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO2的工艺方法。本发明工艺包括将高浓度CO2原料气压缩、净化除杂、脱水、精馏以及冷却得到食品级CO2,所述原料气压缩至4 6MPaG后，部分原料气进入精馏步骤中的CO2中压低温精馏塔为塔底再沸器供热，换热后的部分原料器再与剩余原料气混合进入净化除杂步骤。所述精馏步骤中，精馏后得到的不凝性气体与经脱水步骤后得到的净化原料气进行换热，换热后的不凝性气体进入脱水步骤的吸附器再生，再生后的尾气排放。所述换热后的部分原料气与剩余原料气混合后降温至40°C以下再进入净化除杂步骤。所述部分原料气占给压缩后原料气总体积的45 55%。所述不凝性气体先进行初次换热至-15 _5°C后再与净化原料气进行二次换热至18 28°C后，再进行三次换热(再生加热器)至180 200°C后进入脱水步骤的吸附器再生。所述不凝性气体先经精馏步骤中的CO2中压低温精馏塔的内置式换热器进行初次换热。所述内置式换热器最好设置在CO2中压低温精馏塔的塔顶。所述精馏后得到的不凝性气体在CO2中压低温精馏塔内先进行多级减压至0. 2 0. 5MPaG后再进行换热，减压获得的冷量用于预冷进入CO2中压低温精馏塔进行精馏前的气液混合物。所述多级减压优选二级或三级减压，可以防止高压的CO2仅经一次减压后形成干冰以及降低管道和设备的低温材质等级。所述气液混合物是经过脱水步骤后的净化原料气在二氧化碳液化器中被部分液化后形成的气液混合物。所述的高浓度CO2排放气(又称高浓度CO2原料气)的CO2浓度在60 % (mol % )以上，可以是以制氢、合成甲醇、合成氨、炼油、天然气气田或发酵等工业装置中，以脱碳等CO2 富集工序所排放的高浓度CO2尾气为原料气，尤其以酸性气体脱除工序副产的高浓度CO2排放气最为适合。所述原料气压缩等级为4 6MPaG，优选压缩机出口的压力为5. OMPaG。发明人对各种压力下的加压精馏工艺进行了深入研究及分析，发现在将原料气压缩至4 6MPaG时， 既不会出现低温法(1.5MPaG)中冷源温度必须在_35°C左右才能液化，对氨冷冻系统的要求较高的问题；未达到8MPaG，既未超出CO2的临界压力，又使压缩机的耗能在可接受范围内，同时不会带来系统耐压要求高从而对设备耐压要求高的问题；在此4 6MPaG的压力下，压缩的原料力产生的热量又充够供给CO2中压低温精馏塔为塔底再沸器所需热量，而无需另外消耗低压蒸汽作为精馏塔的热源，实现了系统能量最大的利用及降低了能耗。所述压缩后进行换热的部分原料气的气量可根据再沸器的热负荷进行合理选择， 尽可能的利用此股废热，以使换热后的部分原料气与剩余原料气能够混合降温至40°C以下为佳。进一步，精馏后不凝性气体需要在精馏塔内进行多级减压(优选二级或三级)可以防止高压的CO2 —次减压后形成干冰以及降低管道和设备的低温材质等级，减压时所产生的冷量用于预冷进入CO2中压低温精馏塔进行精馏前的原料气，以进一步达到节能降耗的目的。减压后的不凝性气体可与经脱水步骤后得到的净化原料气进行换热，以降低净化原料气的温度，从而减少或无需另外使用其它冷却介质，减少设备投资和运行成本，换热后的不凝性气体回送至进入脱水步骤的吸附剂再生，所述脱水步骤的吸附器包括可切换的至少两台吸附器，工作时，至少一台用于吸附处理净化除杂后的原料气，一台用于再生处理换热后的不凝性气体，不凝性气体作为尾气可直接排放，不会对环境造成污染。由于不凝性气体温度较低，考虑热量交换和吸附器再生处理的优化，最好对精馏后的不凝性气体进行三次换热，在CO2中压低温精馏塔的内置式换热器进行初次换热，再与净化原料气进行二次换热，最后经过再生换热器进行三次换热，其优点是优化换热网络设计，提高系统的能量利用效率，减少用电消耗。有益效果
(1)充分利用工艺过程中反应温差进行热交换，最大程度上实现了能量的回收利用，进而减少了原有热交换所需设备的投资和运行成本，相对于1. 5MPaG、2. 5MPaG、8. OMPaG 压力等级下的流程运行成本可大幅降低。(2)将不凝性气体回收利用后可作为尾气直接排放，不仅对环境友好，也减少了另行处理不凝性气体所需的回流设备，进一步降低了设备投资。(3)本发明工艺流程简单，对设备耐压或耐温要求较低，占地面积小，操作简便、 易于控制，生产的液态食品级CO2符合国家食品级二氧化碳的标准要求，二氧化碳纯度 ^ 99.9% (V/V)，杂质总含量彡 0. 1% (V/V)。


图1为本发明工艺流程图。1-缓冲罐、2-原料气压缩机、3-脱油器、4-脱硫器、5-脱水塔、A-吸附器、B-吸附器、6-再生加热器、7-二氧化碳换热器、8-二氧化碳液化器、9-精馏塔、9. 1-内置式换热器。
具体实施例方式按10万吨/年食品级CO2设计，原料气为合成氨装置副产的高浓度二氧化碳排放气，其具体规格见表1 表1原料气技术规格
权利要求
1.一种高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO2的工艺方法，包括将高浓度CO2原料气压缩、净化除杂、脱水、精馏以及冷却得到食品级CO2，其特征在于，所述原料气压缩至4 6MPaG后，部分原料气进入精馏步骤中的CO2中压低温精馏塔为塔底再沸器供热，换热后的部分原料器再与剩余原料气混合进入净化除杂步骤。
2.如权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，所述精馏步骤中，精馏后得到的不凝性气体与经脱水步骤后得到的净化原料气进行换热，换热后的不凝性气体进入脱水步骤的吸附器再生，再生后的尾气排放。
3.如权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，所述换热后的部分原料气与剩余原料气混合降温至40°C以下再进入净化除杂步骤。
4.如权利要求1或3所述的工艺方法，其特征在于，所述部分原料气占给压缩后原料气总体积的45 55%。
5.如权利要求2所述的工艺方法，其特征在于，所述不凝性气体先进行初次换热至-15 一5°C后，再与净化原料气进行二次换热至18 28°C后，再进行三次换热至180 200°C后进入脱水步骤的吸附器再生。
6.如权利要求2所述的工艺方法，其特征在于，所述不凝性气体先经精馏步骤中的CO2 中压低温精馏塔的内置式换热器进行初次换热。
7.如权利要求1或2或6所述的工艺方法，其特征在于，所述精馏后得到的不凝性气体在CO2中压低温精馏塔内先进行多级减压至0. 2 0. 5MPaG后再进行换热，减压获得的冷量用于预冷进入CO2中压低温精馏塔的气液混合物。
全文摘要
本发明涉及一种高浓度二氧化碳排放气制备食品级CO2的工艺方法，解决了现有食品级CO2制备工艺复杂、能耗高、设备投资大、运行成本高、占地面积大的问题。技术方案包括将高浓度CO2原料气压缩、净化除杂、脱水、精馏以及冷却得到食品级CO2，其特征在于，所述原料气压缩至4-6MPaG后，部分原料气进入精馏步骤中的CO2中压低温精馏塔为塔底再沸器供热，换热后的部分原料器再与剩余原料气混合进入净化除杂步骤。本发明工艺流程简单、系统运行能耗低、占地面积小、投备投资及运行成本低。
文档编号C01B31/20GK102502634SQ20111036422
公开日2012年6月20日 申请日期2011年11月17日 优先权日2011年11月17日
发明者严义刚, 任春芳, 刘伟, 夏炎华, 徐建民, 李繁荣, 杨建国, 皮金林, 鞠水清 申请人:中国五环工程有限公司