一种氨碳分离工艺的制作方法
【技术领域】
[0001] 本发明设及气体分离领域，尤其设及一种用于分离氨气和二氧化碳混合气体中的 工艺。
【背景技术】
[0002] 在合成氨、尿素、Ξ聚氯锭等工业过程中会产生大量含氨和二氧化碳的混合气体， 基于经济性和环保性考虑，通常需要将该混合气体分离为纯净的氨和二氧化碳。
[0003] 由于氨与二氧化碳极易结合形成碳酸氨锭、氨基甲酸锭等物质，因而无法采 用变压吸附等物理方式进行分离，所W，现有的氨碳分离工艺大多通过引入水形成 NIl3-%-Il2〇S元体系后再进行分离。但是，氨二氧化碳水；元系统的相平衡关系十分复 杂，它并不遵循拉乌尔定律，只能用根据实验数据作出的一系列相图来表示，图1即示出了 该Ξ元系统的一种等压相图。在图1中，Ξ角形的Ξ个顶点分别代表氨、二氧化碳和水，分 别称为氨角、碳角、水角；曲线III称为液相顶脊线，代表共沸混合物，曲线III左上方的区 域称为I区即氨分离区，曲线III右下方的区域称为II区即二氧化碳分离区；虚线IV称为 结晶线，其右、上方为气液固Ξ相共存区。
[0004] W上述相图为理论基础，对组成位于I区的氨碳水溶液进行蒸馈时，随着氨气的 不断蒸出，剩余液相的组成移向并最后到达液相顶脊线；对组成位于II区的氨碳水溶液进 行蒸馈时，随着二氧化碳气的不断蒸出，剩余液相的组成也移向并最后到达液相顶脊线；对 组成位于液相顶脊线III上的氨碳水溶液而言，气相和液相中的氨与二氧化碳的质量比相 同，则无法进行氨碳分离。 阳0化]中国专利文献CN101862577A公开了一种Ξ聚氯锭尾气回收的方法，包括如下 步骤：（1) Ξ聚氯锭尾气经尾气吸收器和尾气吸收塔吸收的溶液入氨水槽，加压送甲锭 缓冲槽，氨/碳质量比0.8-1 : 1;(2)甲锭缓冲槽溶液加压、预热后入C〇2分离塔，压力 1. 6-1. 9MPa，加热蓋液至155-177Γ，氨/碳质量比2. 5-3 : 1，塔顶得C〇2; (3) C02分离塔蓋 液送解析塔，压力0. 6-0. 7MPa，解析水55-65%给C〇2分离塔做吸收液，35-45%供尾气吸收 用，解析气通过Ξ个解析气吸收器冷至40°C，进氨精馈塔，塔顶用回流液氨干燥，塔顶气经 压缩机加压，经冷凝器冷凝，得液氨。
[0006] 本领域的专业人员应当明了，气体的吸收和解吸是两个相反的过程，需要消耗 同样多的能量。上述技术先消耗大量冷量将氨和二氧化碳全部吸收，再消耗大量热量将 氨和二氧化碳分别蒸出，提纯，导致系统能耗极高。另外C〇2分离塔蓋的氨/碳质量比在 2.5-3 : 1，从图1来看，显然不在最佳操作区间，分离效率低，系统液体循环量大。
[0007] 为解决现有技术存在的上述缺陷，中国专利文献CN103111159A公开了一种Ξ聚 氯锭尾气的处理方法，其包括：1)将Ξ聚氯锭尾气送入氨分离塔进行处理，从氨分离塔的 塔顶与塔中加入循环的稀氨水，用W吸收Ξ聚氯锭尾气中的二氧化碳，从氨分离塔的塔顶 采出较纯的氨气，从氨分离塔的塔底采出氨碳水溶液；2)将步骤1)中得到的氨碳水溶液经 升压和换热后送入碳分离塔进行处理，从碳分离塔的塔顶和塔中加入循环的水和循环的氨 碳水溶液，从碳分离塔的塔顶蒸出二氧化碳，从碳分离塔的塔底采出氨碳水溶液；3)将步 骤2)中得到的氨碳水溶液送入水分离塔进行处理，从水分离塔的塔顶蒸出氨气、二氧化碳 和水蒸气，从水分离塔的侧线采出稀氨碳水溶液，从水分离塔的塔底采出带有少量氨和二 氧化碳的水；4)将步骤3)中得到的氨气、二氧化碳和水蒸气冷凝，水蒸气冷凝为水返回水 分离塔，未被冷凝的氨气和二氧化碳返回氨分离塔循环利用，将步骤3)中得到的稀氨碳水 溶液送入碳分离塔循环利用；5)较纯氨气送入冷却吸收器，用稀氨水吸收得浓氨水和惰性 气体；浓氨水在氨精馈塔内得纯氨气，塔蓋得稀氨水返回氨分离塔和冷却吸收器，惰性气体 被洗涂氨气后得稀氨水也返回氨分塔和冷却吸收器。
[0008] 同样是得到较为纯净的氨气和二氧化碳，上述技术将二氧化碳的吸收（同时氨气 的分离）和氨气的吸收（同时二氧化碳的分离）分开，与中国专利CN101862577A相比，显 著节省了能量，但仍存在需要改进空间，例如：上述技术将后续氨精制工段中的氨精馈塔蓋 液和惰洗塔蓋液稀氨水作为氨分离塔的吸碳液，一方面由于稀氨水碱性较弱，吸碳能力不 强，使得氨分离塔对于稀氨水的需求量很大，那么将后续大量液体循环至在前的氨分离塔， 势必也要将大量的液体补回后续工段，运样显著增加了整个工艺流程的液体循环量，也增 大了能耗；另一方面稀氨水中的氨远未饱和，在吸碳过程中也会大量吸氨至饱和，造成氨气 在吸碳-脱碳工段的循环量有所增加；并且，氨气溶解又会放热升溫，无疑提高了氨分离塔 的气相中的二氧化碳的平衡浓度，在氨分离塔的顶部，气液两相逼近平衡状态，微量二氧化 碳难W被吸收而进入后续的氨粘制工段，造成堵塞和腐蚀问题。再如，氨精制工段中稀氨水 和浓氨水形成一个传递氨的小循环，上述技术仅仅能得到氨含量为25-29wt%的浓氨水，与 稀氨水的浓度差较小。如果能进一步提高浓氨水的浓度，在氨产量相同的情况下可W减少 稀氨水和浓氨水的循环量，从而降低系统能耗。因此，如何对现有技术中的氨碳分离工艺进 行改进，W将混合气体中的氨与二氧化碳完全分离开，同时最大限度地降低工艺能耗，依旧 是本领域亟待解决的一个技术难题。
【发明内容】
[0009] 本发明解决的技术问题在于克服现有技术中的氨碳分离工艺所存在的氨与二氧 化碳不能完全分离开、且能耗较大的缺陷，进而提供一种能够将混合气体中的氨与二氧化 碳完全分离开、且经济性强的氨碳分离工艺。
[0010] 为此，本发明实现上述目的的技术方案为：
[0011] 一种氨碳分离工艺，包括，二氧化碳吸收步骤：
[0012] 将含有氨和二氧化碳的混合气体依次送入二氧化碳吸收塔、二氧化碳洗涂塔中进 行二氧化碳吸收处理，其中：
[0013] 在所述二氧化碳洗涂塔中，所述混合气体顺次与碳化氨水和浓氨水发生接触，所 述混合气体中的二氧化碳溶解于所述碳化氨水和所述浓氨水中形成吸碳液，在所述二氧化 碳洗涂塔的顶部采集到二氧化碳含量低于50ppm的粗氨气；所述碳化氨水与所述浓氨水的 体积比为（11-14) : 1，所述碳化氨水中的氨含量为21-26wt%、二氧化碳含量为3-6wt%、 余量为水，所述浓氨水中的氨含量不小于34wt% ;
[0014] 在所述二氧化碳吸收塔中，将所述吸碳液与所述混合气体接触制得甲锭液。
[0015] 采用循环水将所述吸碳液形成过程中所产生的热量移除，W控制所述粗氨气的溫 度为25-45°C，所述甲锭液的溫度为80-90°C。
[0016] 所述甲锭液中的氨含量不低于20wt%、二氧化碳含量不低于20wt%、余量为水。
[0017] 还包括二氧化碳分离步骤：
[001引 （1)将所述甲锭液加压至l.SMPaW上，预热至140°CW上，闪蒸得到气相和液相， 将所述气相和液相分别送入碳分离塔中；
[0019] (2)在所述碳分离塔中部加入来自解吸塔的不高于126°C的解吸液，在所述碳分 离塔顶部加入不高于55°C的解吸液；
[0020] (3)在1. 8-4.OMPaG的条件下进行二氧化碳分离处理，塔顶得到氨含量小于50ppm 的二氧化碳，塔底得到氨/碳质量比为（4-10) : 1碳化氨水。
[0021] 将所述碳化氨水与所述碳分离塔的进料换热，降溫至80-90°C后分为两股，一股进 入解吸塔中，在0. 15-0. 25MPaG的条件下解吸得到解吸液，塔顶得到解吸气，另一股与所述 解吸气汇合后降溫至50-60°C，冷凝，返回至所述二氧化碳吸收步骤中。
[0022] 所述解吸液中的氨含量小于50ppm、溫度为120-126°C，将所述解吸液分为两股， 一股直接循环全所述碳分离塔的中部吸收氨气，另一股与所述解吸塔的进料换热，再降溫 至45-55Γ，循环至所述碳分离塔的顶部。 阳〇2引还包括；
[0024] 氨吸收步骤：用吸氨液对所述粗氨气进行两次并流或逆流吸收，得到氨含量不小 于34wt%的浓氨水及尾气，所述吸氨液为氨含量不大于12wt%的稀氨水； 阳0巧]氨分离步骤：将部分所述浓氨水送入氨馈塔中，在160-180°C、1. 2-2.OMPaG的条 件下进行蒸馈，塔底得氨含量不大于12wt%的残液，塔顶40-55°C得纯氨气，将所述纯氨气 冷凝制得水含量小于0.Iwt%的液氨。
[00%] 在所述氨吸收步骤中，采用循环水将所述浓氨水形成过程中所产生的热量移除， 得到的所述浓氨水的溫度为30-50°C。
[0027] 所述残液与所述氨馈碳的进料换热降溫后循环至所述氨吸收步骤中用作吸氨液； 剩余部分所述浓氨水循环至所述二氧化碳吸收步骤中。
[0028] 所述尾气经脱盐水和/或50-60°C的所述解吸液洗涂，得到第一洗涂液和第一放 空气，所述第一放空气中的氨含量小于50ppm;将所述第一洗涂液循环至所述氨吸收步骤 中用作吸氨液。
[0029] 还包括氨精制步骤：
[0030] 对所