一种采用NH3/CO2复叠式制冷生产食品级CO2的装置及生产方法与流程

本发明属于食品级二氧化碳的生产领域，具体涉及一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置及生产方法。

背景技术：

目前，食品级二氧化碳生产技术主要采用压缩、液化精馏法，具体流程原料气先经压缩、干燥脱除水份杂质，然后进入脱硫塔(包括有机硫和无机硫)进行脱除硫化物，而后进入净化塔进行催化氧化脱除烃类等有机物组分，最后采用精馏法获取食品级二氧化碳产品。该工艺流程为传统食品级二氧化碳生产流程，该工艺技术成熟、可靠，国内部分企业均在使用。但该技术路线流程复杂、设备较多、占地面积大，采用液氨为制冷工质制冷，产品收率较低，且能耗较高；根据原料气组分的差异，该工艺技术可以延伸压缩后直接精馏法制取食品级二氧化碳，该工艺流程占地面积小，流程简单，能耗及产品收率较传统工艺均有所提升，但尾气中二氧化碳的排放含量仍较高，在65～75％之间，在食品级二氧化碳生产技术中，二氧化碳的产品提取率及产品能耗仍有较大的改善及提升空间。

技术实现要素：

本发明的目的在于克服现有技术中的不足而提供一种采用nh3/co2复叠式制冷可将同类型原料气生产食品级二氧化碳能耗降低10％、尾气中二氧化碳的排放含量降低至60％以下的采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置及生产方法。

本发明的目的是这样实现的：包括与原料气管道相连的压缩机，压缩机的出口通过干燥器与第一闪蒸塔的第一原料气进口相连，第一闪蒸塔的顶部气相出口通过第一三通与第二闪蒸塔的第一原料气进口相连，第二闪蒸塔底部的液相出口与食品级co2储罐相连；第二闪蒸塔顶部的气相出口通过第一换热器的第二原料气进口和第一换热器的第二原料气出口进入第一气液分离器内，第一气液分离器的顶部气相出口通过第二换热器的管程与第二气液分离器相连，第二气液分离器的液相出口与第二闪蒸塔的第三原料液进口相连，第一气液分离器的底部液相出口通过第二三通分别与第二闪蒸塔的第二原料液进口和第二换热器的壳程进口相连，第二换热器的壳程出口通过第三换热器的第一原料气进口和第三换热器的第一原料气出口与原料气管道相连通；第三换热器的第二原料气出口通过热泵和第四三通分别与第一闪蒸塔下部管程和第二闪蒸塔下部管程相连，第一闪蒸塔下部管程的出口和第二闪蒸塔下部管程的出口分别通过第五三通与第一换热器的第三原料气进口相连，第一换热器的第三原料气出口与第三换热器的第二原料气进口相连。

优选地，所述第一闪蒸塔的底部液相出口通过第二调节阀与废液收集装置相连。

优选地，所述第一三通的第三端通过第三三通、第一换热器的第一原料气进口和第一换热器的第一原料气出口与储液罐相连，储液罐的顶部气相出口与第三三通的第三端相连，储液罐的液相出口与第一闪蒸塔的第二原料液进口相连。

优选地，所述第二气液分离器的顶部气相出口通过第四调节阀与外排管道相连。

优选地，所述干燥器与第一闪蒸塔的第一原料气进口之间设有第一调节阀；第二闪蒸塔底部的液相出口与食品级co2储罐之间设有第三调节阀；第五三通与第一换热器的第三原料气进口之间设有截流阀。

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：来自界外的原料气通过压缩机、干燥器、第一调节阀和第一闪蒸塔的第一原料气进口后进入第一闪蒸塔内；所述的界外原料气的组成成分为：氮气、氩气、氧气、一氧化碳、丙烷、二氧化碳、水和甲烷；界外原料气的温度为：常温；界外原料气的二氧化碳的摩尔分数≥90％；所述的压缩机的原料气出口温度：40℃、压力为：2.4mpa；所述的干燥器出口的原料气中水的摩尔含量≤20ppm，气相分率1；

步骤二：步骤一中进入第一闪蒸塔的原料气在第一闪蒸塔内进行闪蒸提纯，闪蒸提纯后的一部分气相通过第一三通、第二闪蒸塔的第一原料气进口进入第二闪蒸塔内，闪蒸提纯后的另一部分气相通过第一三通第三端、第三三通、第一换热器的第一原料气进口、第一换热器的第一原料气出口进入储液罐内，储液罐的底部液相通过第一闪蒸塔的第二原料气进口进入至第一闪蒸塔内重新闪蒸提纯，储液罐的顶部气相通过第三三通的第三端和第一换热器第一原料气进口进入第一换热器内继续换热；所述的第一闪蒸塔的顶部气相出口温度为：-12.5℃、第一闪蒸塔的顶部气相中二氧化碳的摩尔分数：99％；所述第一换热器的第一原料气出口的物料温度：-15℃；

步骤三：步骤二中所述进入第二闪蒸塔的原料气在第二闪蒸塔内进行二次闪蒸提纯，二次闪蒸提纯后的液相通过第二闪蒸塔的底部液相出口和第三调节阀进入食品级co2储罐内；所述的第二闪蒸塔的底部液相出口液相的二氧化碳的温度为：-25℃；气相分率为：0；所述的食品级co2储罐内的液相二氧化碳的纯度不低于99.995％；

步骤四：步骤三中原料气在第二闪蒸塔内进行二次闪蒸提纯后的气相依次通过第二闪蒸塔的顶部气相出口、第一换热器的第二原料气进口和第一换热器的第二原料气出口进入第一气液分离器内进行气液分离，气液分离后的液相一部分通过第二三通和第二闪蒸塔的第二原料气进口进入第二闪蒸塔内继续二次闪蒸，另一部液相通过第二三通的第三端、第二换热器的壳程、第三换热器的第一原料气进口和第三换热器的第一原料气出口与原料气管道内的原料气混合后进入系统；所述的第二闪蒸塔的顶部气相温度：-13℃、该气相中二氧化碳的摩尔分数为：98.6％；所述的第一换热器的第二原料气出口处的气相温度为：-15℃；所述的第二三通的第三端的气相分率为：0，第二三通的第三端的气相中的二氧化碳的摩尔分数为99.7％；所述的第二换热器的壳程出口处温度为：-21℃，第三换热器的第一原料气出口处的气相温度为：5℃；

步骤五：步骤四中进入第一气液分离器内进行气液分离后的气相通过第二换热器的管程进入第二气液分离器内进行气液分离，气液分离后的液相通过第二闪蒸塔的第三原料气进口进入第二闪蒸塔内继续二次闪蒸；所述第一气液分离器气相出口处的气相温度为：-15℃，该气相中的二氧化碳摩尔分数为：94％；所述的第二换热器管程出口处的气相温度为：-33℃，气相分率：10.8％；

步骤六：热泵内的原料气通过第四三通、第二闪蒸塔下部管程、第五三通、截流阀、第一换热器的第三原料气进口、第一换热器的第三原料气出口、第三换热器的第二原料气进口和第三换热器的第二原料气出口进入到热泵内；所述的热泵原料气出口组分为：氨，氨的摩尔分数≥99％，热泵原料气的温度为：30℃，热泵原料气的压力为：0.47mpa，通过截流阀后的气相压力为：0.12mpa，气相分率为：4％；

步骤七：步骤六中所述的原料气通过第四三通的第三端、第一闪蒸塔下部管程、第五三通、截流阀、第一换热器的第三原料气进口、第一换热器的第三原料气出口、第三换热器的第二原料气进口和第三换热器的第二原料气出口进入到热泵内；所述第四三通的第三端的原料气流量：60nm³/h；

步骤八：步骤二中在第一闪蒸塔内进行闪蒸提纯后的液相通过第一闪蒸塔的底部液相出口以及第二调节阀进入废液收集装置内；所述第一闪蒸塔的底部液相出口处的液相温度为：-10.5℃，气相分率为：0，该液相中二氧化碳的摩尔分数为95.8％；

步骤九：步骤五中进入第二气液分离器内进行气液分离后的气相通过第二气液分离器的顶部气相出口、第四调节阀和外排管道进行外排；第二气液分离器顶部气相出口处的气相温度为：-33℃，二氧化碳的摩尔分数为：58％。

本发明采用液氨和二氧化碳复叠式制冷的方式，首先采用液氨作为冷剂进行第一段预冷，在对应压力下，将部分二氧化碳液化，然后将进入第二闪蒸塔第二原料气作为制冷工质，进行复叠式制冷，将第二换热器第二原料气中的大部分二氧化碳冷凝液化，降低尾气中二氧化碳的含量，第二闪蒸塔第二原料气复叠制冷后，返回至经复热回收冷量后返回至压缩机第二原料气进口参与循环，既可减少额外制冷设备投资，又可降低生产食品级能耗。采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置和方法与传统工艺对比能耗可降低10％，尾气中二氧化碳含量降至60％以下。

国内目前已投运的同类装置很多，且项目规模大小差距较大，为方便对比，本发明选择原料气规格与本发明类似的湖北某公司进行对比。具体可参见下表。

本发明具有能够将同类型原料气生产食品级二氧化碳能耗降低10％、尾气中二氧化碳的排放含量降低至60％以下的优点。

附图说明

图1为本发明的结构示意图。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和效果有更加清楚的理解，现对照附图说明本发明的具体实施方式，在各图中相同的标号表示相同的部件。为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。

如图1所示，本发明一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置及生产方法，其装置部分包括与原料气管道17相连的压缩机1，压缩机1的出口通过干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21相连，第一闪蒸塔3的顶部气相出口22通过第一三通36与第二闪蒸塔6的第一原料气进口23相连，第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18相连；第二闪蒸塔6顶部的气相出口32通过第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器6的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内，第一气液分离器7的顶部气相出口通过第二换热器8的管程与第二气液分离器9相连，第二气液分离器9的液相出口与第二闪蒸塔6的第三原料液进口45相连，第一气液分离器7的底部液相出口通过第二三通35分别与第二闪蒸塔6的第二原料液进口38和第二换热器8的壳程进口相连，第二换热器8的壳程出口通过第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17相连通；第三换热器10的第二原料气出口39通过热泵11和第四三通37分别与第一闪蒸塔下部管程19和第二闪蒸塔下部管程20相连，第一闪蒸塔3下部管程19的出口和第二闪蒸塔6下部管程20的出口分别通过第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44相连，第一换热器4的第三原料气出口43与第三换热器10的第二原料气进口40相连。

优选地，所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29通过第二调节阀13与废液收集装置26相连。

优选地，所述第一三通36的第三端通过第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24和第一换热器4的第一原料气出口25与储液罐5相连，储液罐5的顶部气相出口与第三三通30的第三端相连，储液罐5的液相出口与第一闪蒸塔3的第二原料液进口28相连。

优选地，所述第二气液分离器9的顶部气相出口通过第四调节阀15与外排管道27相连。

优选地，所述干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21之间设有第一调节阀12；第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18之间设有第三调节阀14；第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44之间设有截流阀16。

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：来自界外的原料气通过压缩机1、干燥器2、第一调节阀12和第一闪蒸塔3的第一原料气进口21后进入第一闪蒸塔3内；所述的界外原料气的组成成分为：氮气、氩气、氧气、一氧化碳、丙烷、二氧化碳、水和甲烷；界外原料气的温度为：常温；界外原料气的二氧化碳的摩尔分数≥90％；所述的压缩机1的原料气出口温度：40℃、压力为：2.4mpa；所述的干燥器2出口的原料气中水的摩尔含量≤20ppm，气相分率1；

步骤二：步骤一中进入第一闪蒸塔3的原料气在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯，闪蒸提纯后的一部分气相通过第一三通36、第二闪蒸塔6的第一原料气进口23进入第二闪蒸塔6内，闪蒸提纯后的另一部分气相通过第一三通36第三端、第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24、第一换热器4的第一原料气出口25进入储液罐5内，储液罐5的底部液相通过第一闪蒸塔3的第二原料气进口28进入至第一闪蒸塔28内重新闪蒸提纯，储液罐5的顶部气相通过第三三通30的第三端和第一换热器4第一原料气进口24进入第一换热器4内继续换热；所述的第一闪蒸塔3的顶部气相出口温度为：-12.5℃、第一闪蒸塔3的顶部气相中二氧化碳的摩尔分数：99％；所述第一换热器4的第一原料气出口25的物料温度：-15℃；

步骤三：步骤二中所述进入第二闪蒸塔6的原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯，二次闪蒸提纯后的液相通过第二闪蒸塔6的底部液相出口和第三调节阀14进入食品级co2储罐18内；所述的第二闪蒸塔6的底部液相出口液相的二氧化碳的温度为：-25℃；气相分率为：0；所述的食品级co2储罐18内的液相二氧化碳的纯度不低于99.995％；

步骤四：步骤三中原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯后的气相依次通过第二闪蒸塔6的顶部气相出口32、第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器4的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内进行气液分离，气液分离后的液相一部分通过第二三通35和第二闪蒸塔6的第二原料气进口38进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸，另一部液相通过第二三通35的第三端、第二换热器8的壳程、第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17内的原料气混合后进入系统；所述的第二闪蒸塔6的顶部气相温度：-13℃、该气相中二氧化碳的摩尔分数为：98.6％；所述的第一换热器4的第二原料气出口34处的气相温度为：-15℃；所述的第二三通35的第三端的气相分率为：0，第二三通35的第三端的气相中的二氧化碳的摩尔分数为99.7％；所述的第二换热器8的壳程出口处温度为：-21℃，第三换热器10的第一原料气出口42处的气相温度为：5℃；

步骤五：步骤四中进入第一气液分离器7内进行气液分离后的气相通过第二换热器8的管程进入第二气液分离器9内进行气液分离，气液分离后的液相通过第二闪蒸塔6的第三原料气进口45进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸；所述第一气液分离器7气相出口处的气相温度为：-15℃，该气相中的二氧化碳摩尔分数为：94％；所述的第二换热器8管程出口处的气相温度为：-33℃，气相分率：10.8％；

步骤六：热泵11内的原料气通过第四三通37、第二闪蒸塔下部管程20、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述的热泵原料气出口组分为：氨，氨的摩尔分数≥99％，热泵原料气的温度为：30℃，热泵原料气的压力为：0.47mpa，通过截流阀16后的气相压力为：0.12mpa，气相分率为：4％；

步骤七：步骤六中所述的原料气通过第四三通37的第三端、第一闪蒸塔下部管程19、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述第四三通的第三端的原料气流量：60nm³/h；

步骤八：步骤二中在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯后的液相通过第一闪蒸塔3的底部液相出口29以及第二调节阀13进入废液收集装置26内；所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29处的液相温度为：-10.5℃，气相分率为：0，该液相中二氧化碳的摩尔分数为95.8％；

步骤九：步骤五中进入第二气液分离器9内进行气液分离后的气相通过第二气液分离器9的顶部气相出口、第四调节阀15和外排管道27进行外排；第二气液分离器9顶部气相出口处的气相温度为：-33℃，二氧化碳的摩尔分数为：58％。

为了更加详细的解释本发明，现结合实施例对本发明做进一步阐述。具体实施例如下：

实施例一：

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置，包括与原料气管道17相连的压缩机1，压缩机1的出口通过干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21相连，第一闪蒸塔3的顶部气相出口22通过第一三通36与第二闪蒸塔6的第一原料气进口23相连，第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18相连；第二闪蒸塔6顶部的气相出口32通过第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器6的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内，第一气液分离器7的顶部气相出口通过第二换热器8的管程与第二气液分离器9相连，第二气液分离器9的液相出口与第二闪蒸塔6的第三原料液进口45相连，第一气液分离器7的底部液相出口通过第二三通35分别与第二闪蒸塔6的第二原料液进口38和第二换热器8的壳程进口相连，第二换热器8的壳程出口通过第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17相连通；第三换热器10的第二原料气出口39通过热泵11和第四三通37分别与第一闪蒸塔下部管程19和第二闪蒸塔下部管程20相连，第一闪蒸塔3下部管程19的出口和第二闪蒸塔6下部管程20的出口分别通过第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44相连，第一换热器4的第三原料气出口43与第三换热器10的第二原料气进口40相连。所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29通过第二调节阀13与废液收集装置26相连。所述第一三通36的第三端通过第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24和第一换热器4的第一原料气出口25与储液罐5相连，储液罐5的顶部气相出口与第三三通30的第三端相连，储液罐5的液相出口与第一闪蒸塔3的第二原料液进口28相连。所述第二气液分离器9的顶部气相出口通过第四调节阀15与外排管道27相连。所述干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21之间设有第一调节阀12；第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18之间设有第三调节阀14；第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44之间设有截流阀16。

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：来自界外的原料气通过压缩机1、干燥器2、第一调节阀12和第一闪蒸塔3的第一原料气进口21后进入第一闪蒸塔3内；所述的界外原料气的组成成分为：氮气、氩气、氧气、一氧化碳、丙烷、二氧化碳、水和甲烷；界外原料气的温度为：常温；界外原料气的二氧化碳的摩尔分数为91％；所述的压缩机1的原料气出口温度：40℃、压力为：2.4mpa；所述的干燥器2出口的原料气中水的摩尔含量≤20ppm，气相分率1；

步骤二：步骤一中进入第一闪蒸塔3的原料气在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯，闪蒸提纯后的一部分气相通过第一三通36、第二闪蒸塔6的第一原料气进口23进入第二闪蒸塔6内，闪蒸提纯后的另一部分气相通过第一三通36第三端、第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24、第一换热器4的第一原料气出口25进入储液罐5内，储液罐5的底部液相通过第一闪蒸塔3的第二原料气进口28进入至第一闪蒸塔28内重新闪蒸提纯，储液罐5的顶部气相通过第三三通30的第三端和第一换热器4第一原料气进口24进入第一换热器4内继续换热；所述的第一闪蒸塔3的顶部气相出口温度为：-12.5℃、第一闪蒸塔3的顶部气相中二氧化碳的摩尔分数：99％；所述第一换热器4的第一原料气出口25的物料温度：-15℃；

步骤三：步骤二中所述进入第二闪蒸塔6的原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯，二次闪蒸提纯后的液相通过第二闪蒸塔6的底部液相出口和第三调节阀14进入食品级co2储罐18内；所述的第二闪蒸塔6的底部液相出口液相的二氧化碳的温度为：-25℃；气相分率为：0；所述的食品级co2储罐18内的液相二氧化碳的纯度为99.995％；

步骤四：步骤三中原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯后的气相依次通过第二闪蒸塔6的顶部气相出口32、第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器4的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内进行气液分离，气液分离后的液相一部分通过第二三通35和第二闪蒸塔6的第二原料气进口38进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸，另一部液相通过第二三通35的第三端、第二换热器8的壳程、第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17内的原料气混合后进入系统；所述的第二闪蒸塔6的顶部气相温度：-13℃、该气相中二氧化碳的摩尔分数为：98.6％；所述的第一换热器4的第二原料气出口34处的气相温度为：-15℃；所述的第二三通35的第三端的气相分率为：0，第二三通35的第三端的气相中的二氧化碳的摩尔分数为：99.7％；所述的第二换热器8的壳程出口处温度为：-21℃，第三换热器10的第一原料气出口42处的气相温度为：5℃；

步骤五：步骤四中进入第一气液分离器7内进行气液分离后的气相通过第二换热器8的管程进入第二气液分离器9内进行气液分离，气液分离后的液相通过第二闪蒸塔6的第三原料气进口45进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸；所述第一气液分离器7气相出口处的气相温度为：-15℃，该气相中的二氧化碳摩尔分数为：94％；所述的第二换热器8管程出口处的气相温度为：-33℃，气相分率：10.8％；

步骤六：热泵11内的原料气通过第四三通37、第二闪蒸塔下部管程20、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述的热泵原料气出口组分为：氨，氨的摩尔分数≥99％，热泵原料气的温度为：30℃，热泵原料气的压力为：0.47mpa，通过截流阀16后的气相压力为：0.12mpa，气相分率为：4％；

步骤七：步骤六中所述的原料气通过第四三通37的第三端、第一闪蒸塔下部管程19、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述第四三通的第三端的原料气流量：60nm³/h；

步骤八：步骤二中在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯后的液相通过第一闪蒸塔3的底部液相出口29以及第二调节阀13进入废液收集装置26内；所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29处的液相温度为：-10.5℃，气相分率为：0，该液相中二氧化碳的摩尔分数为95.8％；

步骤九：步骤五中进入第二气液分离器9内进行气液分离后的气相通过第二气液分离器9的顶部气相出口、第四调节阀15和外排管道27进行外排；第二气液分离器9顶部气相出口处的气相温度为：-33℃，二氧化碳的摩尔分数为：58％。

实施例二

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置，包括与原料气管道17相连的压缩机1，压缩机1的出口通过干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21相连，第一闪蒸塔3的顶部气相出口22通过第一三通36与第二闪蒸塔6的第一原料气进口23相连，第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18相连；第二闪蒸塔6顶部的气相出口32通过第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器6的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内，第一气液分离器7的顶部气相出口通过第二换热器8的管程与第二气液分离器9相连，第二气液分离器9的液相出口与第二闪蒸塔6的第三原料液进口45相连，第一气液分离器7的底部液相出口通过第二三通35分别与第二闪蒸塔6的第二原料液进口38和第二换热器8的壳程进口相连，第二换热器8的壳程出口通过第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17相连通；第三换热器10的第二原料气出口39通过热泵11和第四三通37分别与第一闪蒸塔下部管程19和第二闪蒸塔下部管程20相连，第一闪蒸塔3下部管程19的出口和第二闪蒸塔6下部管程20的出口分别通过第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44相连，第一换热器4的第三原料气出口43与第三换热器10的第二原料气进口40相连。所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29通过第二调节阀13与废液收集装置26相连。所述第一三通36的第三端通过第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24和第一换热器4的第一原料气出口25与储液罐5相连，储液罐5的顶部气相出口与第三三通30的第三端相连，储液罐5的液相出口与第一闪蒸塔3的第二原料液进口28相连。所述第二气液分离器9的顶部气相出口通过第四调节阀15与外排管道27相连。所述干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21之间设有第一调节阀12；第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18之间设有第三调节阀14；第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44之间设有截流阀16。

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：来自界外的原料气通过压缩机1、干燥器2、第一调节阀12和第一闪蒸塔3的第一原料气进口21后进入第一闪蒸塔3内；所述的界外原料气的组成成分为：氮气、氩气、氧气、一氧化碳、丙烷、二氧化碳、水和甲烷；界外原料气的温度为：常温；界外原料气的二氧化碳的摩尔分数为92％；所述的压缩机1的原料气出口温度：40℃、压力为：2.4mpa；所述的干燥器2出口的原料气中水的摩尔含量≤20ppm，气相分率1；

步骤二：步骤一中进入第一闪蒸塔3的原料气在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯，闪蒸提纯后的一部分气相通过第一三通36、第二闪蒸塔6的第一原料气进口23进入第二闪蒸塔6内，闪蒸提纯后的另一部分气相通过第一三通36第三端、第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24、第一换热器4的第一原料气出口25进入储液罐5内，储液罐5的底部液相通过第一闪蒸塔3的第二原料气进口28进入至第一闪蒸塔28内重新闪蒸提纯，储液罐5的顶部气相通过第三三通30的第三端和第一换热器4第一原料气进口24进入第一换热器4内继续换热；所述的第一闪蒸塔3的顶部气相出口温度为：-12.5℃、第一闪蒸塔3的顶部气相中二氧化碳的摩尔分数：99％；所述第一换热器4的第一原料气出口25的物料温度：-15℃；

步骤三：步骤二中所述进入第二闪蒸塔6的原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯，二次闪蒸提纯后的液相通过第二闪蒸塔6的底部液相出口和第三调节阀14进入食品级co2储罐18内；所述的第二闪蒸塔6的底部液相出口液相的二氧化碳的温度为：-25℃；气相分率为：0；所述的食品级co2储罐18内的液相二氧化碳的纯度为99.998％；

步骤四：步骤三中原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯后的气相依次通过第二闪蒸塔6的顶部气相出口32、第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器4的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内进行气液分离，气液分离后的液相一部分通过第二三通35和第二闪蒸塔6的第二原料气进口38进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸，另一部液相通过第二三通35的第三端、第二换热器8的壳程、第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17内的原料气混合后进入系统；所述的第二闪蒸塔6的顶部气相温度：-13℃、该气相中二氧化碳的摩尔分数为：98.6％；所述的第一换热器4的第二原料气出口34处的气相温度为：-15℃；所述的第二三通35的第三端的气相分率为：0，第二三通35的第三端的气相中的二氧化碳的摩尔分数为：99.7％；所述的第二换热器8的壳程出口处温度为：-21℃，第三换热器10的第一原料气出口42处的气相温度为：5℃；

步骤五：步骤四中进入第一气液分离器7内进行气液分离后的气相通过第二换热器8的管程进入第二气液分离器9内进行气液分离，气液分离后的液相通过第二闪蒸塔6的第三原料气进口45进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸；所述第一气液分离器7气相出口处的气相温度为：-15℃，该气相中的二氧化碳摩尔分数为：94％；所述的第二换热器8管程出口处的气相温度为：-33℃，气相分率：10.8％；

步骤六：热泵11内的原料气通过第四三通37、第二闪蒸塔下部管程20、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述的热泵原料气出口组分为：氨，氨的摩尔分数≥99％，热泵原料气的温度为：30℃，热泵原料气的压力为：0.47mpa，通过截流阀16后的气相压力为：0.12mpa，气相分率为：4％；

步骤七：步骤六中所述的原料气通过第四三通37的第三端、第一闪蒸塔下部管程19、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述第四三通的第三端的原料气流量：60nm³/h；

步骤八：步骤二中在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯后的液相通过第一闪蒸塔3的底部液相出口29以及第二调节阀13进入废液收集装置26内；所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29处的液相温度为：-10.5℃，气相分率为：0，该液相中二氧化碳的摩尔分数为95.8％；

步骤九：步骤五中进入第二气液分离器9内进行气液分离后的气相通过第二气液分离器9的顶部气相出口、第四调节阀15和外排管道27进行外排；第二气液分离器9顶部气相出口处的气相温度为：-33℃，二氧化碳的摩尔分数为：58％。

实施例三

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置，包括与原料气管道17相连的压缩机1，压缩机1的出口通过干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21相连，第一闪蒸塔3的顶部气相出口22通过第一三通36与第二闪蒸塔6的第一原料气进口23相连，第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18相连；第二闪蒸塔6顶部的气相出口32通过第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器6的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内，第一气液分离器7的顶部气相出口通过第二换热器8的管程与第二气液分离器9相连，第二气液分离器9的液相出口与第二闪蒸塔6的第三原料液进口45相连，第一气液分离器7的底部液相出口通过第二三通35分别与第二闪蒸塔6的第二原料液进口38和第二换热器8的壳程进口相连，第二换热器8的壳程出口通过第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17相连通；第三换热器10的第二原料气出口39通过热泵11和第四三通37分别与第一闪蒸塔下部管程19和第二闪蒸塔下部管程20相连，第一闪蒸塔3下部管程19的出口和第二闪蒸塔6下部管程20的出口分别通过第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44相连，第一换热器4的第三原料气出口43与第三换热器10的第二原料气进口40相连。所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29通过第二调节阀13与废液收集装置26相连。所述第一三通36的第三端通过第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24和第一换热器4的第一原料气出口25与储液罐5相连，储液罐5的顶部气相出口与第三三通30的第三端相连，储液罐5的液相出口与第一闪蒸塔3的第二原料液进口28相连。所述第二气液分离器9的顶部气相出口通过第四调节阀15与外排管道27相连。所述干燥器2与第一闪蒸塔3的第一原料气进口21之间设有第一调节阀12；第二闪蒸塔6底部的液相出口与食品级co2储罐18之间设有第三调节阀14；第五三通31与第一换热器4的第三原料气进口44之间设有截流阀16。

一种采用nh3/co2复叠式制冷生产食品级co2的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：来自界外的原料气通过压缩机1、干燥器2、第一调节阀12和第一闪蒸塔3的第一原料气进口21后进入第一闪蒸塔3内；所述的界外原料气的组成成分为：氮气、氩气、氧气、一氧化碳、丙烷、二氧化碳、水和甲烷；界外原料气的温度为：常温；界外原料气的二氧化碳的摩尔分数为90％；所述的压缩机1的原料气出口温度：40℃、压力为：2.4mpa；所述的干燥器2出口的原料气中水的摩尔含量≤20ppm，气相分率1；

步骤二：步骤一中进入第一闪蒸塔3的原料气在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯，闪蒸提纯后的一部分气相通过第一三通36、第二闪蒸塔6的第一原料气进口23进入第二闪蒸塔6内，闪蒸提纯后的另一部分气相通过第一三通36第三端、第三三通30、第一换热器4的第一原料气进口24、第一换热器4的第一原料气出口25进入储液罐5内，储液罐5的底部液相通过第一闪蒸塔3的第二原料气进口28进入至第一闪蒸塔28内重新闪蒸提纯，储液罐5的顶部气相通过第三三通30的第三端和第一换热器4第一原料气进口24进入第一换热器4内继续换热；所述的第一闪蒸塔3的顶部气相出口温度为：-12.5℃、第一闪蒸塔3的顶部气相中二氧化碳的摩尔分数：99％；所述第一换热器4的第一原料气出口25的物料温度：-15℃；

步骤三：步骤二中所述进入第二闪蒸塔6的原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯，二次闪蒸提纯后的液相通过第二闪蒸塔6的底部液相出口和第三调节阀14进入食品级co2储罐18内；所述的第二闪蒸塔6的底部液相出口液相的二氧化碳的温度为：-25℃；气相分率为：0；所述的食品级co2储罐18内的液相二氧化碳的纯度为99.997％；

步骤四：步骤三中原料气在第二闪蒸塔6内进行二次闪蒸提纯后的气相依次通过第二闪蒸塔6的顶部气相出口32、第一换热器4的第二原料气进口33和第一换热器4的第二原料气出口34进入第一气液分离器7内进行气液分离，气液分离后的液相一部分通过第二三通35和第二闪蒸塔6的第二原料气进口38进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸，另一部液相通过第二三通35的第三端、第二换热器8的壳程、第三换热器10的第一原料气进口41和第三换热器10的第一原料气出口42与原料气管道17内的原料气混合后进入系统；所述的第二闪蒸塔6的顶部气相温度：-13℃、该气相中二氧化碳的摩尔分数为：98.6％；所述的第一换热器4的第二原料气出口34处的气相温度为：-15℃；所述的第二三通35的第三端的气相分率为：0，第二三通35的第三端的气相中的二氧化碳的摩尔分数为：99.7％；所述的第二换热器8的壳程出口处温度为：-21℃，第三换热器10的第一原料气出口42处的气相温度为：5℃；

步骤五：步骤四中进入第一气液分离器7内进行气液分离后的气相通过第二换热器8的管程进入第二气液分离器9内进行气液分离，气液分离后的液相通过第二闪蒸塔6的第三原料气进口45进入第二闪蒸塔6内继续二次闪蒸；所述第一气液分离器7气相出口处的气相温度为：-15℃，该气相中的二氧化碳摩尔分数为：94％；所述的第二换热器8管程出口处的气相温度为：-33℃，气相分率：10.8％；

步骤六：热泵11内的原料气通过第四三通37、第二闪蒸塔下部管程20、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述的热泵原料气出口组分为：氨，氨的摩尔分数≥99％，热泵原料气的温度为：30℃，热泵原料气的压力为：0.47mpa，通过截流阀16后的气相压力为：0.12mpa，气相分率为：4％；

步骤七：步骤六中所述的原料气通过第四三通37的第三端、第一闪蒸塔下部管程19、第五三通31、截流阀16、第一换热器4的第三原料气进口44、第一换热器4的第三原料气出口43、第三换热器10的第二原料气进口40和第三换热器10的第二原料气出口39进入到热泵11内；所述第四三通的第三端的原料气流量：60nm³/h；

步骤八：步骤二中在第一闪蒸塔3内进行闪蒸提纯后的液相通过第一闪蒸塔3的底部液相出口29以及第二调节阀13进入废液收集装置26内；所述第一闪蒸塔3的底部液相出口29处的液相温度为：-10.5℃，气相分率为：0，该液相中二氧化碳的摩尔分数为95.8％；

步骤九：步骤五中进入第二气液分离器9内进行气液分离后的气相通过第二气液分离器9的顶部气相出口、第四调节阀15和外排管道27进行外排；第二气液分离器9顶部气相出口处的气相温度为：-33℃，二氧化碳的摩尔分数为：58％。

上文所列出的一系列的详细说明仅仅是针对本发明的可行性实施方式的具体说明，它们并非用以限制本发明的保护范围，凡未脱离本发明技艺精神所作的等效实施方式或变更均应包含在本发明的保护范围之内。

实验例

以二氧化碳的摩尔分数为：90％，气量1000nm³/h，压缩至同等压力2.5mpa下，分别就现有工艺与本发明进行对比：

现有食品级二氧化碳工艺流程，采用原料气经过压缩、干燥、脱硫脱烃除去大部分水分、烃类、硫化物等杂质，然后进入精馏塔内进行液化提纯，液化提纯采用以液氨为制冷介质，液氨沸点-33.42℃，因操作条件及换热器传热能力的限制，被制冷物料温度不低于-28℃，正常为-25℃。经测算此时，尾气放空量为：331nm³/h，尾气中二氧化碳含量为：71.7％，食品级二氧化碳的产量为：620nm³/h。且该工艺如果直接采用单台液氨冰机制冷，会使高品位的制冷剂去制冷低品位的原料，造成能量浪费，会增大生产成本，如若采用双台液氨冰机阶梯式制冷，则会新增一台氨制冷冰机，增加投资成本，增加传动设备，有一定安全风险。(需要注意的是，现有技术也有直接采用液体二氧化碳制冷技术，但该技术有一定局限性，该技术仅限于原料气二氧化碳含量≥98％才有可能实现，与本发明的对比性不强。)

采用本专利的工艺流程，以液氨和二氧化碳复叠式制冷工艺，原料气经压缩、干燥后直接进入两级闪蒸塔，根据物料在不同闪蒸塔脱除杂质的能力及剩余有效气体的组分，设计出复叠式的制冷工艺，在第一闪蒸塔采用低品位液氨制冷(-15℃)，在第二闪蒸塔高效利用第一闪蒸塔低品位液氨复叠高品位二氧化碳制冷(-15℃、-35℃)，且高品位制冷介质提供冷量后返回原料压缩系统循环利用，巧妙的避开高品位制冷介质形成干冰条件的风险，通过该工艺后，第二闪蒸塔尾气放空量为：221nm³/h，尾气中二氧化碳含量为：57％，食品级产量为：710nm³/h。