一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及方法
【专利摘要】本发明公开了一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及方法。吸收塔底富液经降压后进入一级高压闪蒸罐，闪蒸气相作为燃料气使用，闪蒸液相经换热后进入二级高压闪蒸罐，二级高压闪蒸罐气相经冷却、分离后进入CO2压缩机送至尿素工段，分离液相回流至二级高压闪蒸罐，闪蒸液相经降压后进入低压闪蒸罐，低压闪蒸罐气相经冷却、分离后进入CO2回收装置，分离液相回流至低压闪蒸罐，闪蒸液相部分经换热后进解析塔，余下部分进入吸收塔。解析塔顶气进入二级高压闪蒸罐，塔底液部分与低变气换热返塔，余下部分经冷却后进吸收塔，吸收塔顶气经分离器送入甲烷化炉。本发明使用多级闪蒸解析工艺，提高了CO2产量并降低了吸收塔底富液解析过程能耗。
【专利说明】
一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及 方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离方法，特别是通过 多级闪蒸解析和吸收过程混合实现吸收塔底富液中C〇2气体的分离纯化。
【背景技术】
[0002] 为控制合成氨反应进料的纯度和比例，避免催化剂中毒，来自反应部分低变气中 的C02必须在合成氨工序之前及时除净。以醇胺（甲基二乙醇胺，MDEA、单乙醇胺，MEA)作为 C0 2吸收剂具有较明显的优点：吸收与解析温度低、溶液热容小，再生能耗低，气体净化纯度 高，溶液无腐蚀，溶剂蒸汽压低，溶剂消耗量少等。该醇胺法属于多胺脱碳法，以MDEA、MEA或 MDEA和MEA的混合水溶液为脱碳液，在溶液中还加入了活化剂，是一种兼具物理吸收和化学 吸收的脱碳方法。由于该方法的脱碳能力大，C0 2净化度高，溶剂损失量少，还能再脱碳的同 时，脱除一定量的含硫物质，因此被广泛的应用。而合成氨脱碳(C0 2)是天然气生产合成氨 工艺中继一段转化后能量消耗最大的工序。因此，如何通过技术创新提高工艺过程能量利 用效率显得尤为重要。
[0003] 氨是重要的化工原料之一，被广泛用于生产各种氮肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢 铵、氯化铵以及含氮复合肥料，而液氨本身就是一种高效的单数肥料，可被直接使用。合成 氨生产中的脱碳既可制取尿素原料，又可除去合成氨催化剂的毒素物质C0 2,因此合成氨脱 碳工艺具有重要的工业价值。利用醇胺脱除低变气中C02是以热加工、高压分离过程为主的 高能耗、高物耗过程工艺。吸收塔底富液包含H 2、CO、C02、MDEA、MEA和H20等。由于目前合成氨 脱碳吸收塔底富液解析过程缺乏与下游尿素工段压缩机进行压力联合，未考虑压力能的综 合优化工艺创新设计和全局集成，现有合成氨脱碳工艺主要存在问题如下：（1)为分离出吸 收塔底富液中的C0 2,高压的富液经液力透平、节流阀降压至常压，得到最终的低压C02产品 后，又需C0 2压缩机升压送入下游尿素工段完成合成反应，吸收塔底富液解析C02过程存在重 复降压、升压过程，这无形中增大了压力能的消耗；（2)高温的低变气热量未被充分利用，增 大了进吸收塔底的气相温度，降低了吸收塔效率，增大了贫液、半贫液的循环量，无形中增 大了吸收塔的处理量及能耗。因此，合成氨脱碳吸收塔底富液高耗能分离过程的节能型工 艺创新对提高了 C02产量、降低脱碳成本、减少压力能耗和资源消耗极为重要。
【发明内容】
[0004] 本发明的目的是针对现有工艺技术中存在的不足，提供一种合成氨脱碳吸收塔底 富液的多级闪蒸解析分离装置及分离方法。
[0005] 本发明使用多级闪蒸和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热能的 回收，显著提高了C02气相产品进入下游尿素工段的压力，进而降低了C0 2压缩机负荷，最终 实现本装置与下游尿素工段进行压力能集成的合成氨脱碳吸收塔底富液多级闪蒸解析的 目的。
[0006] 一种用于合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置，包括吸收塔塔顶分 离罐、c〇 2吸收塔、水冷凝器、低压闪蒸罐顶分离罐、低压闪蒸罐顶冷凝器、低压闪蒸罐、C〇2压 缩机、节流阀、液力透平、贫液/半贫液换热器、解析塔、低变气/解析塔底液换热器、一级高 压闪蒸罐、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐水换热器、二级高压闪蒸罐塔顶分 离罐、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器和二级高压闪蒸罐；
[0007] 其中，吸收塔塔底富液出口与液力透平入口相连接，液力透平出口与一级高压闪 蒸罐入口连接，一级高压闪蒸罐顶部气相出口与高压燃料气入口连接，一级高压闪蒸罐底 部液相出口与低变气/ 一级高压闪蒸罐底富液换热器壳程入口连接，壳程出口与二级高压 闪蒸罐顶部液相入口连接，二级高压闪蒸罐顶部气相出口与二级高压闪蒸罐顶冷却器壳程 入口相连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶气液分离罐入口连接，二级高压闪蒸罐顶气液 分离罐顶部气相出口与下游尿素工段c〇 2压缩机入口相连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离 罐底部液相出口与二级高压闪蒸罐顶回流入口相连接，二级高压闪蒸罐底部液相出口与节 流阀入口相连接，节流阀出口与低压闪蒸罐入口相连接，低压闪蒸罐顶部气相与低压闪蒸 罐顶冷却器壳程相连接、壳程出口与低压闪蒸罐顶气液分离罐入口相连接，低压闪蒸罐顶 气液分离罐顶部气相与c〇 2产品入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐底部液相出口与低 压闪蒸罐顶回流入口相连接，部分低压闪蒸罐底部液相与吸收塔中部液相入口相连接，低 压闪蒸罐底部余下部分液相与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与解析塔顶 部液相入口相连接，解析塔顶部气相与二级高压闪蒸罐底部气相入口相连接，解析塔底部 液相与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与贫液冷却器壳程连接，贫液冷却器 壳程出口与吸收塔顶部液相入口相连接，低变气与低变气/解析塔底液换热器壳程入口相 连接，壳程出口与低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器壳程入口相连接，壳程出口与低变气/除 盐水换热器壳程入口相连接，壳程出口与吸收塔底气相入口连接，吸收塔顶部气相与〇) 2吸 收塔顶气液分离罐入口相连接，c〇2吸收塔顶气液分离罐气相与甲烷化炉入口连接，c〇 2吸收 塔顶气液分离罐液相与吸收塔顶回流入口连接。
[0008] 利用上述合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置进行分离的方法，包 括如下步骤：
[0009] (1)吸收塔底富液经液力透平降压、一级高压闪蒸罐闪蒸后进入二级高压闪蒸罐 闪蒸；
[0010] (2) -级高压闪蒸罐液相经低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器换热升温后进入二级 高压闪蒸罐;二级高压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进入c〇2压缩机送入下游尿素工段， 分离出的液相回流入二级高压闪蒸罐;闪蒸出的液相经节流阀降压后进入低压闪蒸罐；
[0011] (3)低压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进C02回收装置，部分低压闪蒸罐底液相 作为半贫液进入吸收塔中部，余下部分液相经换热升温后进入解析塔顶部；
[0012] (4)解析塔顶气相进入二级高压闪蒸罐内闪蒸，解析塔底液相作为贫液经冷却降 温后送入吸收塔顶部；
[0013] (5)低变气经一系列换热器冷却降温后进入吸收塔底部，并在吸收塔内与贫液和 半贫液逆流接触脱除C0 2，吸收塔塔顶净化气经气液分离后去甲烷化炉。
[0014] 在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤（1)中吸收塔底富液经液力透平降压前 的压力为3 ? 0~3 ? 4MPa、温度为65~85°C ; -级高压闪蒸罐压力为0 ? 8~1 ? 2MPa、温度为65~ 85°C。步骤(1)是为了回收部分高压吸收塔底富液的压力能及其中的(：0、出燃料气。
[0015] 在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤（2)中二级高压闪蒸罐压力为0.8~ 1.2MPa、温度为80~100°C;二级高压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0.8~1.2MPa、温度为30~ 50°C。步骤(2)是为了在不降低一级高压闪蒸罐底富液压力的同时，回收富液中的C0 2产品。
[0016] 在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(3)中低压闪蒸罐压力为0.1~0.3MPa、 温度为70~90 °C;低压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0.1~0.3MPa、温度为30~50 °C。步骤(3) 是为了进一步解析富液中残余的C02气体，回收C02气体。
[0017]在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(4)中解析塔塔顶压力为0.1~0.3MPa、 塔顶温度为50~70°C，塔底温度为100~120°C，解析塔底液相部分再沸后的温度为100~ 120°C，余下部分冷却降温后温度为50~70°C。步骤(4)是为了进一步的解析富液中的H 2、 CO、C02及轻烃气体，回收吸收剂MDEA、MEA。
[0018] 在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(5)中吸收塔塔顶压力为2.8~3.2MPa， 塔顶温度为50~70°C，塔底温度为70~90°C ;吸收塔顶气液分离罐压力为2.8~3.2MPa、温 度为50~70°C ;吸收塔顶净化气C02体积含量为0.05~0.1 %。步骤(5)是为了利用贫液和半 贫液在吸收塔内吸收低变气中的C02气体，避免C02气体对合成氨催化剂的毒害。
[0019] 本发明使用多级闪蒸解析和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热 能的回收。解析设备主要包括:一级高压闪蒸罐、二级高压闪蒸罐、低压闪蒸罐与解析塔;吸 收设备主要包括:吸收塔。
[0020] 另一方面，本发明还提供了一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离设 备，其特征在于使用多级闪蒸和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热能的回 收，所述设备包含:吸收塔塔顶分离罐、C0 2吸收塔、水冷凝器、低压闪蒸罐顶分离罐、低压闪 蒸罐顶冷凝器、低压闪蒸罐、C02压缩机、节流阀、液力透平、贫液/半贫液换热器、解析塔、低 变气/解析塔底液换热器、一级高压闪蒸罐、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐 水换热器、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器、二级高压闪蒸罐。
[0021] 与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
[0022] (1)本发明使用多级闪蒸解析与吸收相结合的分离方法，通过吸收塔塔底富液的 多级闪蒸，使吸收塔塔底富液的压力能得到充分利用，并渐次分离，减少分离过程压力能的 消耗及其压力烟损，压力能的消耗降低50~70% ;
[0023] (2)本发明方法通过多级闪蒸在减少分离过程压力能消耗的同时，充分利用了高 温的低变气热量，降低了进入吸收塔内低变气的温度，提高了吸收塔效率，减小了贫液、半 贫液的循环量，可以消除合成氨脱碳装置扩产的吸收塔瓶颈，降低扩产成本。
【附图说明】
[0024] 图1为本发明合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离工艺流程示意图。
[0025] 其中，1-吸收塔塔顶分离罐，2-C02吸收塔，3-水冷凝器，4-低压闪蒸罐顶分离罐， 5_低压闪蒸罐顶冷凝器，6-低压闪蒸罐，7-C0 2压缩机，8-节流阀，9-液力透平，10-贫液/半 贫液换热器，11-解析塔，12-低变气/解析塔底液换热器，13--级高压闪蒸罐，14-低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器，15-低变气/除盐水换热器，16-二级高压闪蒸罐塔顶分离罐，17-二 级高压闪蒸罐塔顶冷凝器，18-二级高压闪蒸罐
[0026] 图2为现有工业中常见的合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离的工艺流程示意图。
[0027] 其中，1-吸收塔塔顶分离罐，2-C02吸收塔，3-水冷凝器，4-低压闪蒸罐顶分离罐， 5_低压闪蒸罐顶冷凝器，6-低压闪蒸罐，7-C0 2压缩机，8-节流阀，9-液力透平，10-贫液/半 贫液换热器，11-解析塔，12-低变气/解析塔底液换热器，13--级高压闪蒸罐，14-低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器
【具体实施方式】
[0028] 以下通过具体实施例详细说明本发明的实施过程和产生的有益效果，旨在帮助阅 读者更好地理解本发明的实质和特点，不作为对本案可实施范围的限定。
[0029] 实施例1:
[0030]如图1所示，一种用于合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置，包括吸 收塔塔顶分离罐1、C02吸收塔2、水冷凝器3、低压闪蒸罐顶分离罐4、低压闪蒸罐顶冷凝器5、 低压闪蒸罐6、C0 2压缩机7、节流阀8、液力透平9、贫液/半贫液换热器10、解析塔11、低变气/ 解析塔底液换热器12、一级高压闪蒸罐13、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器14、低变气/除盐 水换热器15、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐16、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器17、二级高压闪蒸 罐18;
[0031]其中，吸收塔2塔底富液出口与液力透平9入口相连接，液力透平9出口与一级高压 闪蒸罐13入口连接，一级高压闪蒸罐13顶部气相出口与高压燃料气入口连接，一级高压闪 蒸罐13底部液相出口与低变气/ 一级高压闪蒸罐底富液换热器14壳程入口连接，壳程出口 与二级高压闪蒸罐18顶部液相入口连接，二级高压闪蒸罐18顶部气相出口与二级高压闪蒸 罐顶冷却器17壳程入口相连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16入口连接，二 级高压闪蒸罐顶气液分离罐16顶部气相出口与下游尿素工段C0 2压缩机7入口相连接，二级 高压闪蒸罐顶气液分离罐16底部液相出口与二级高压闪蒸罐18顶回流入口相连接，二级高 压闪蒸罐18底部液相出口与节流阀8入口相连接，节流阀8出口与低压闪蒸罐6入口相连接， 低压闪蒸罐6顶部气相与低压闪蒸罐顶冷却器5壳程相连接、壳程出口与低压闪蒸罐顶气液 分离罐4入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐4顶部气相与C0 2产品入口相连接，低压闪蒸 罐顶气液分离罐4底部液相出口与低压闪蒸罐6顶回流入口相连接，部分低压闪蒸罐6底部 液相与吸收塔2中部液相入口相连接，低压闪蒸罐6底部余下部分液相与半贫液/贫液换热 器10壳程入口相连接，壳程出口与解析塔11顶部液相入口相连接，解析塔11顶部气相与二 级高压闪蒸罐18底部气相入口相连接，解析塔11底部液相与半贫液/贫液换热器10壳程入 口相连接，壳程出口与贫液冷却器3壳程连接，贫液冷却器3壳程出口与吸收塔2顶部液相入 口相连接，低变气与低变气/解析塔底液换热器12壳程入口相连接，壳程出口与低变气/ 一 级闪蒸罐底液换热器14壳程入口相连接，壳程出口与低变气/除盐水换热器15壳程入口相 连接，壳程出口与吸收塔2底气相入口连接，吸收塔2顶部气相与C0 2吸收塔顶气液分离罐1 入口相连接，C02吸收塔顶气液分离罐1气相与甲烷化炉入口连接，C0 2吸收塔顶气液分离罐1 液相与吸收塔2顶回流入口连接。
[0032]利用上述合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置进行分离，其分离方 法及步骤如下：
[0033] (1)压力为3 ? 0~3 ? 4MPa、温度为65~85°C的吸收塔底富液经液力透平降压至0 ? 8 ~1.2MPa后，进入一级高压闪蒸罐，一级高压闪蒸罐气相作为燃料气送出装置，液相经换热 后进入二级高压闪蒸罐。
[0034] (2) -级高压闪蒸罐液相经低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器换热升温至80~100 °C 后，该液相保持一级闪蒸罐的压力0.8~1.2MPa不变，进入二级高压闪蒸罐闪蒸，二级高压 闪蒸气相经冷却器降温至30~50°C后进入二级高压闪蒸罐顶气液分离罐实现气液分离，分 离出的高压C02气相产品经C0 2压缩机被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至二 级高压闪蒸罐内继续闪蒸，二级高压闪蒸罐液相经节流阀降压至0.1~〇.3MPa后进入低压 闪蒸罐。
[0035] (3)低压闪蒸罐气相经冷却器降温至30~50°C后进入低压闪蒸罐顶气液分离罐实 现气液分离，分离出的c〇2气体被送入气相回收装置，液相回流至低压闪蒸罐内继续闪蒸， 部分低压闪蒸罐液相作为半贫液以55~75°C送入吸收塔中部，余下部分液相经换热后进入 解析塔内。
[0036] (4)余下部分低压闪蒸罐底液相与半贫液/贫液换热器换热至50~70°C后进入解 析塔顶部，解析塔顶气相进入二级高压闪蒸罐内继续闪蒸，塔底液相作为贫液经半贫液/贫 液换热器、水冷却器冷却至40~60°C后送入吸收塔顶部。
[0037] (5)低变气经低变气/解析塔底液换热器、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器、低变 气/除盐水换热器冷却至30~50°C后送入吸收塔底部；吸收塔顶气相经分离器气液分离至 净化气中C〇2体积含量降至0.05~0.1 %后去甲烷化炉。
[0038]在上述方法中，所述一级高压闪蒸罐压力为0.8~1.2MPa、温度为65~85°C;二级 高压闪蒸罐压力为0.8~1.2MPa、温度为80~100°C ;低压闪蒸罐压力为0? 1~0.3MPa、温度 为70~90 °C;解吸塔塔顶压力为0.1~0.3MPa，塔顶温度为50~70°C，塔底温度为100~120 °C ;吸收塔塔顶压力为2.8~3.2MPa，塔顶温度为50~70°C，塔底温度为70~90°C。
[0039] 对比例1:
[0040] 图2为现有工业(对比例1)中常见的合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离的工艺流 程示意图，该工艺中包括如下设备:吸收塔塔顶分离罐1、C0 2吸收塔2、水冷凝器3、低压闪蒸 罐顶分离罐4、低压闪蒸罐顶冷凝器5、低压闪蒸罐6、C02压缩机7、节流阀8、液力透平9、贫 液/半贫液换热器10、解析塔11、低变气/解析塔底液换热器12、一级高压闪蒸罐13、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器14;
[0041] 其中，现有流程与新流程区别在于新流程新增设低变气/除盐水换热器15,二级高 压闪蒸罐18,二级高压闪蒸罐顶冷凝器17,二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16,其他设备、流 程及操作参数均相同。
[0042]其分离解析方法步骤如下：
[0043] (l)3.20MPa的高压吸收塔底富液经液力透平降压至l.OOMPa后，进入高压闪蒸罐， 高压闪蒸罐气相作为燃料气送出装置。
[0044] (2)高压闪蒸罐液相经节流阀减压至0.20MPa后进入低压闪蒸罐闪蒸，低压闪蒸气 相经冷却器降温至40°C后进入低压闪蒸罐顶气液分离罐实现气液分离，分离出的低压C0 2 气相产品经C02压缩机被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至低压闪蒸罐内继 续闪蒸。
[0045] (3)部分低压闪蒸罐底液相与半贫液/贫液换热器换热至110°C后进入解析塔顶 部，解析塔顶气相送入低压闪蒸罐内闪蒸，液相作为贫液经半贫液/贫液换热器、水冷却器 冷却至51°C后送入吸收塔顶部。
[0046] (4)低变气经低变气/解析塔底液换热器、低变气/除盐水换热器冷却至70°C后送 入吸收塔底部。
[0047] (5)吸收塔顶气相经分离器气液分离至净化气中⑶2体积含量降至0.46%后去甲 烷化炉。表1列出了用于本对比例中的原料及组成。
[0048] 本实施例1以某化工厂82万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液装置为例，具体说明本 发明多级闪蒸分离解析方法。
[0049] 表1为该化工厂82万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离对比例1及实施例1 装置原料及组成，两工艺原料、组成、产品规定及吸收剂(a-MDEA)完全相同，其中，实施例流 程如图1所示，对比例如图2所示。实施例1中低变气经三个换热器冷却至50°C后进入吸收塔 内，一级高压闪蒸罐底液相压力为l.OMPa，经换热升温至85°C后进入二级高压闪蒸罐，闪蒸 出的气相经冷凝、分离后，保持l.OMPa的压力进入C0 2压缩机中送入下游尿素工段。解吸塔 底液温度为110 °C，进入吸收塔内贫液温度为60 °C，进入吸收塔内半贫液温度为68 °C。对比 例1中低变气经两个换热器冷却至70°C后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为 l.OMPa，经节流阀将压至O.IMPa后进入低压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，部分进 入C0 2压缩机中送入下游尿素工段，余下部分被直接排弃。解吸塔底液温度为120°C，进入吸 收塔内贫液温度为70 °C，进入吸收塔内半贫液温度为80 °C。
[0050]表1某化工企业合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离装置原料及组成(物料组成，t/ h)
[0052]影响合成氨脱碳的因素主要是温度和压力，高压、低温环境有利于吸收塔的操作， 低压、高温环境有利于解吸塔的操作。通过Aspen Plus对图1中的现有合成氨脱碳吸收塔底 富液解吸分离进行全流程模拟发现:在维持吸收塔压力恒定的同时，尽量降低吸收的进料 温度，有利于提高塔的吸收效率，减小贫液、半贫液的循环处理量，进而降低贫液冷凝器负 荷；另外，考虑到解析过程需要不断降低压力来分离吸收剂中的C0 2,而该C02产品又需身高 压力进入下游尿素工段，如此重复降压、升压过程，是一种无形的压力损失，消耗了过多的 压力能或电能，若维持高压闪蒸罐底液压力恒定，直接进入低压闪蒸罐，通过提高高压闪蒸 罐底液温度来完成低压闪蒸罐内C0 2气体的闪蒸，则进入C02压缩机的入口压力被极大提高， 进而降低压缩机的功耗，且该过程用于加热高压闪蒸罐底液的热源来自低变气，该换热过 程，一方面提高了高压闪蒸罐底液进入低压闪蒸罐的温度，另一方面降低了低变气进入吸 收塔的温度，既为低压闪蒸罐改装成高压闪蒸罐提供了闪蒸的温度基础，又为降低低变气 提供了冷剂。同时，通过Aspen Plus对图2合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离新 工艺进行全流程模拟，其中，吸收塔底富液压力为3.2MPa，温度为76°C;-级高压闪蒸罐压 力为1 ? OMPa，温度为75°C ;二级高压闪蒸罐压力为1 ? OMPa，温度为95°C ;二级高压闪蒸罐顶 气液分离罐压力为l.OMPa，温度为40°C;低压闪蒸罐压力为0.2MPa，温度为68°C;低压闪蒸 罐顶气液分离罐压力为〇? 2MPa，温度为40°C ;解析塔塔顶压力为0? 2MPa，塔顶温度为57°C， 塔底温度为ll〇°C ;吸收塔塔顶压力为3.2MPa，温度为63°C，塔底温度为76°C ;吸收塔塔顶分 离器压力为3.2MPa，温度为63°C。现有工艺与新工艺各闪蒸单元所消耗的冷却负荷及0)2压 缩机负荷的模拟结果如表2。
[0053]表2现有工艺与新工艺的流程模拟计算结果
[0055]整个流程中，能量消耗主要集中在低压闪蒸罐顶冷却器负荷、贫液冷凝器负荷以 及C02压缩机负荷。由表2可以看出，现有流程中低压闪蒸罐顶冷却负荷及贫液冷却负荷之 和为22017.60kW，装置的冷却负荷较大，而压缩机负荷(转化为热能）高达7365.06kW，压缩 功耗大，基于此，本发明新增设一台低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器、一个二级高压闪蒸罐、 一台二级高压闪蒸罐顶冷却器、一个二级高压闪蒸罐顶气液分离器。如图2所示的一种合成 氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离工艺流程示意图，一级闪蒸罐底液经低变气/一 级闪蒸罐底液换热器换热后，温度由原来的72°C被换热至85°C，此时低变气进入吸收塔的 温度由70°C降为50°C，贫液冷凝器负荷由6912.68kW降为5945.90kW，原有工艺较新工艺冷 凝器负荷下降了 13.99%。二级高压闪蒸罐顶冷凝器温度保持不变，由于闪蒸出的气相流量 减小，其冷却负荷降至为8903.62kW，二级高压闪蒸罐底液相被降压后继续闪蒸，闪蒸后的 冷凝器负荷为579.75kW，显然新工艺中二级高压分离罐顶冷凝器与低压闪蒸罐顶冷凝器负 荷之和为9483.37kW，现有工艺闪蒸单元冷凝器负荷15104.92kW，该值较新工艺的冷却负荷 下降了 37.22%。新增二级高压闪蒸罐回收了部分吸收塔底富液，闪蒸出的气相压力增大为 l.OMPa，较现有工艺增加了83.00%，压缩机的负荷(转化为热能）由原有7365.06kW降至为 3206.12kW，降低了56.47%。基于本专利的改进后的公用工程能耗量已在表2中列出。表3列 出了经过流程改进前后所得到的净化气和C0 2产品的流量及组成。
[0056]表3净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流量及组成
[0058]由表3可知，吸收塔顶部净化气中C〇2含量低于0.46%，送入下游尿素工段的C〇2产 品纯度可高达92.30%，通过实施该多级闪蒸工艺，在二级高压闪蒸罐顶气液分离罐顶部几 乎可以得到全部的C02气相产品，而吸收塔顶部净化气中几乎无C0 2气体，该净化气可被送入 甲烷化炉中完成后序的合成氨反应，另外新工艺充分回收了 C02气相产品，与现有工艺相 比，C02产品产量提高了 20 %，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全相同。
[0059]流程模拟得到的各闪蒸单元冷却负荷及C02压缩负荷计算结果如表2所示，与传统 合成氨脱碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同进料及产品纯度要求下，闪蒸单元冷凝器 的负荷降低了37.22%，主要是因为二级高压与低压闪蒸罐顶气相流量均减小，进而降低了 二级高压与低压闪蒸罐顶冷凝器负荷;C0 2压缩机负荷降低了 56.47%，主要是因为设置了 二级高压闪蒸罐，C02压缩机的入口压力被提高了 83.00%;吸收塔贫液冷却器负荷降低了 13.99%，主要是因为二级高压闪蒸罐的设置进一步取走了低变气热量，低变气进入吸收塔 底的温度降低了 28.57%，贫液的循环量减小了 5.80%，且使得装置内的热能及压力能得以 充分利用，有利于工业生产、节能及扩产改造。
[0060] 实施例2:
[0061] 本实施例2以某化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液装置为例，具体说明本 发明多级闪蒸分离解析方法。
[0062]表4为该化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离对比例1及实施例1 装置原料及组成，两工艺原料、组成、产品规定及吸收剂(MEA)完全相同，其中，实施例流程 如图1所示，对比例如图2所示。实施例1中低变气经三个换热器冷却至40°C后进入吸收塔 内，一级高压闪蒸罐底液相压力为1.2MPa，经换热升温至90°C后进入二级高压闪蒸罐，闪蒸 出的气相经冷凝、分离后，保持1.2MPa的压力进入C0 2压缩机中送入下游尿素工段。解吸塔 底液温度为105 °C，进入吸收塔内贫液温度为65 °C，进入吸收塔内半贫液温度为70 °C。对比 例1中低变气经两个换热器冷却至80°C后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为 1.2MPa，经节流阀将压至0.15MPa后进入低压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，部分进 入C0 2压缩机中送入下游尿素工段，余下部分被直接排弃。解吸塔底液温度为125°C，进入吸 收塔内贫液温度为80 °C，进入吸收塔内半贫液温度为85 °C。
[0063] 流程模拟得到的各闪蒸单元冷却负荷及C02压缩负荷计算结果如表5所示，与现有 合成氨脱碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同进料及产品纯度要求下，闪蒸单元冷凝器 的负荷降低了 46.88%，主要是因为二级高压与低压闪蒸罐顶气相流量均减小，进而降低了 二级高压与低压闪蒸罐顶冷凝器负荷;C02压缩机负荷降低了 63.17%，主要是因为设置了 二级高压闪蒸罐，C02压缩机的入口压力被提高了 83.00%;吸收塔贫液冷却器负荷降低了 27.22%，主要是因为二级高压闪蒸罐的设置进一步取走了低变气热量，低变气进入吸收塔 底的温度降低了 32.63%，贫液的循环量减小了 7.30%，且使得装置内的热能及压力能得以 充分利用，有利于工业生产、节能及扩产改造。表6为该化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔 底富液解析分离对比例2及实施例2装置净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流 量及组成，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全相同；另外，新工艺充分回收了C0 2气相 产品，与现有工艺相比，C02产品产量提高了 16%，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全 相同。
[0064] 表4某化工企业合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离装置原料及组成(物料组成，t/ h)
[0066]表5现有工艺与新工艺的流程模拟计算结果
[0068]表6净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流量及组成
【主权项】
1. 一种用于合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置，其特征在于 包括:吸收塔塔顶分离罐、c〇2吸收塔、水冷凝器、低压闪蒸罐顶分离罐、低压闪蒸罐顶冷 凝器、低压闪蒸罐、c〇2压缩机、节流阀、液力透平、贫液/半贫液换热器、解析塔、低变气/解 析塔底液换热器、一级高压闪蒸罐、低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐水换热 器、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器和二级高压闪蒸罐； 其中，吸收塔塔底富液出口与液力透平入口相连接，液力透平出口与一级高压闪蒸罐 入口连接，一级高压闪蒸罐顶部气相出口与高压燃料气入口连接，一级高压闪蒸罐底部液 相出口与低变气/ 一级高压闪蒸罐底富液换热器壳程入口连接，壳程出口与二级高压闪蒸 罐顶部液相入口连接，二级高压闪蒸罐顶部气相出口与二级高压闪蒸罐顶冷却器壳程入口 相连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶气液分离罐入口连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离 罐顶部气相出口与下游尿素工段c〇 2压缩机入口相连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐底 部液相出口与二级高压闪蒸罐顶回流入口相连接，二级高压闪蒸罐底部液相出口与节流阀 入口相连接，节流阀出口与低压闪蒸罐入口相连接，低压闪蒸罐顶部气相与低压闪蒸罐顶 冷却器壳程相连接、壳程出口与低压闪蒸罐顶气液分离罐入口相连接，低压闪蒸罐顶气液 分离罐顶部气相与c〇 2产品入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐底部液相出口与低压闪 蒸罐顶回流入口相连接，部分低压闪蒸罐底部液相与吸收塔中部液相入口相连接，低压闪 蒸罐底部余下部分液相与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与解析塔顶部液 相入口相连接，解析塔顶部气相与二级高压闪蒸罐底部气相入口相连接，解析塔底部液相 与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与贫液冷却器壳程连接，贫液冷却器壳程 出口与吸收塔顶部液相入口相连接，低变气与低变气/解析塔底液换热器壳程入口相连接， 壳程出口与低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器壳程入口相连接，壳程出口与低变气/除盐水换 热器壳程入口相连接，壳程出口与吸收塔底气相入口连接，吸收塔顶部气相与c〇 2吸收塔顶 气液分离罐入口相连接，c〇2吸收塔顶气液分离罐气相与甲烷化炉入口连接，c〇 2吸收塔顶气 液分离罐液相与吸收塔顶回流入口连接。2. -种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于包括如下步 骤： (1) 吸收塔底富液经液力透平降压、一级高压闪蒸罐闪蒸后进入二级高压闪蒸罐闪蒸； (2) -级高压闪蒸罐液相经低变气/ 一级闪蒸罐底液换热器换热升温后进入二级高压 闪蒸罐;二级高压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进入C02压缩机送入下游尿素工段，分离 出的液相回流入二级高压闪蒸罐;闪蒸出的液相经节流阀降压后进入低压闪蒸罐； (3) 低压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进C02回收装置，部分低压闪蒸罐底液相作为半 贫液进入吸收塔中部，余下部分液相经换热升温后进入解析塔顶部； (4) 解析塔顶气相进入二级高压闪蒸罐内闪蒸，解析塔底液相作为贫液经冷却降温后 送入吸收塔顶部； (5) 低变气经一系列换热器冷却降温后进入吸收塔底部，并在吸收塔内与贫液和半贫 液逆流接触脱除C02，吸收塔塔顶净化气经气液分离后去甲烷化炉。3. 根据权利要求2所述的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于，步骤（1)中吸收塔底富 液经液力透平降压前的压力为3.0~3.41〇^、温度为65~85°(：;-级高压闪蒸罐压力为0.8~ 1.2 MPa、温度为65~85°C。4. 根据权利要求2所述的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于，步骤(2)中二级高压闪 蒸罐压力为0 · 8~1 · 2 MPa、温度为80~100°C ;二级高压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0 · 8~1 · 2 MPa、温度为30~50°C。5. 根据权利要求2所述的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于，步骤(3)中低压闪蒸罐 压力为0 · 1~0 · 3MPa、温度为70~90°C ;低压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0 · 1~0 · 3MPa、温度为 30 ~50°C。6. 根据权利要求2所述的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于，步骤(4)中解析塔塔顶 压力为0.1~0.3MPa、塔顶温度为50~70 °C，塔底温度为100~120 °C，解析塔底液相部分再沸 后的温度为100~120°C，余下部分冷却降温后温度为50~70°C。7. 根据权利要求2所述的多级闪蒸解析分离方法，其特征在于，步骤(5)中吸收塔塔顶 压力为2 · 8~3 · 2MPa，塔顶温度为50~70°C，塔底温度为70~90°C ;吸收塔顶气液分离罐压力 为2.8~3.2MPa、温度为50~70°C ;吸收塔顶净化气C02体积含量为0.05~0.1 %。
【文档编号】B01D53/14GK106000000SQ201610509106
【公开日】2016年10月12日
【申请日】2016年6月29日
【发明人】刘雪刚, 赵悦, 张冰剑, 陈清林, 何畅, 何昌春
【申请人】中山大学