专利名称：用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统的制作方法
技术领域：
本发明属于气体分离领域，具体涉及一种用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统。
背景技术：
在合成尿素以及用尿素合成三聚氰胺的过程中会产生大量含氨、二氧化碳的混合气体，为了进一步利用气体中的氨和二氧化碳，通常要对气体进行分离。氨、二氧化碳、水三元系统的相平衡关系十分复杂，它不遵循拉烏尔定律，只能用根据实验数据作出的相图来表示。附图一是一张该系统的等压相图的示意图。三角形的三个顶点分别代表氨、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区即氨精馏区，曲线III右下方的区域称为II区即二氧化碳精馏区。虚线IV称为结晶线，其右、上方为气液固三相共存区。当组成位于I区的氨碳水溶液进行蒸馏时，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；当组成位于II区的氨碳水溶液进行蒸馏时，随着二氧化碳气的不断蒸出，剩余的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上的氨碳水溶液进行蒸馏，气相和液相的氨与二氧化碳的质量比相同，即无法进行氨碳分离。若继续蒸馏，则液相组成沿液相顶脊线向水角移动，直至液相成为纯水为止。已知的氨碳混合物的分离方法如稀释法(dilution process)、差压法(pressuredifferential process)等，都以上述氨、二氧化碳、水三元系统的等压相图为理论基础，这些方法都包括下列三个部分在相图的I区操作的氨分离部分、在相图的II区操作的二氧化碳分离部分、在相图的液相顶脊线III上操作的解吸部分(水分离部分)。对于氨和二氧化碳的分离次序，当氨碳水溶液的组成位于相图的氨精馏区时，则此混合物首先被引入氨分离区进行分离，如美国专利文献US4163648公开了分离氨气和二氧化碳的方法，其中一种方法包括(I)将混合气体送入氨分离塔，将分离出的氨气移出；(2)将经步骤(I)分离 后剩余的含有氨气、二氧化碳和水的液体送入二氧化碳分离塔，将分离出的二氧化碳移出；
(3)将经步骤(2)分离后剩余的含有氨气、二氧化碳和水的液体送入解析塔，将解析出的含氨气、二氧化碳和水蒸汽的气体再返回氨分离塔进行分离。上述方法中，氨分离塔的底部操作温度为60-170°C，二氧化碳分离塔的底部操作温度为75-200°C，二氧化碳分离塔的操作压力不超过氨分离塔的两倍。除了上述首先进入氨分离区进行分离的工艺外，若氨碳水溶液的组成位于相图的碳精馏区时，则此混合物首先被引入碳分离塔进行分离。如中国专利文献CN101862577A公开了一种利用三聚氰胺尾气回收二氧化碳和液氨的方法，包括(I)将氨碳混合物以水溶液形式送入二氧化碳分离塔，塔底用蒸汽间接加热，塔顶分离出含有5%水蒸气的二氧化碳气体，塔底得到脱碳氨水；(2)将上述脱碳氨水进入水分离塔，经加热彻底解析，塔底得到的解析水，经冷却降温，送往上述三聚氰胺生产装置用作氨碳混合气体的吸收水，塔顶得到解析气；(3)将上述解析气在氨精馏塔内经精馏干燥，从塔顶得到纯氨气体，从塔底分离出的含有二氧化碳的氨水溶液再返回二氧化碳分离塔。但上述现有技术中氨碳分离的方法存在的缺陷在于，上述方法在二氧化碳分离塔需要耗费大量的蒸汽进行加热，能耗较大。尤其是对于现有技术中先将氨碳混合气体用水进行吸收，再以水溶液形式送入二氧化碳分离塔时，为了促进氨碳的吸收，需要先消耗能量将氨气和二氧化碳的溶解热移出，等氨碳水溶液进入二氧化碳分离塔后，还需要再消耗能量将二氧化碳从液相中蒸出来，这就进一步增加了分离系统的能耗，降低了分离工艺的经济效益。
发明内容
为了解决现有技术中二氧化碳分离塔需要耗费大量的蒸汽进行加热，能耗较大，尤其是对于现有技术中先将氨碳混合气体用水进行吸收，再以水溶液形式送入二氧化碳分离塔时，为了促进氨碳混合气体的吸收，需要先消耗能量将氨气和二氧化碳的溶解热移出，等氨碳水溶液进入二氧化碳分离塔后，还需要再消耗能量将二氧化碳从液相中蒸出来，进一步增加分离系统能耗的问题。本发明提供了一种能够大幅度降低蒸汽用量，从而降低系 统能耗的氨和二氧化碳气体的分离系统。本发明所述的氨和二氧化碳气体的分离系统的技术方案为
一种用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，包括
二氧化碳分离塔；
与所述二氧化碳分离塔连接设置有水分离塔；
与所述水分离塔连接设置有氨分离塔；
所述系统还设置有对所述氨和二氧化碳混合气体进行压缩的气体压缩装置，所述气体压缩装置的出口与所述二氧化碳分离塔相连通。所述气体压缩装置出口的氨和二氧化碳混合气体的压力为15_25bar。所述二氧化碳分离塔塔釜的操作压力为15_25bar，操作温度为155_186°C。所述二氧化碳分离塔塔釜的操作压力为18bar，操作温度为165_171°C。所述氨分离塔的操作压力为2_18bar，塔釜操作温度为60_140°C。所述氨分离塔的操作压力为2_4bar,塔爸操作温度为60_85°C。所述气体压缩装置为多段气体压缩装置。所述水分离塔的顶部设置有回流冷凝器，所述回流冷凝器为空冷器。所述氨分离塔的下部和/或中部设置有循环泵和循环冷却器。所述氨分离塔的循环冷却器是空冷器。所述水分离塔的中部设置有侧线采出泵。本发明所述的氨和二氧化碳混合气体的分离系统的优点在于
(I)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，设置有压缩装置对氨和二氧化碳混合气体进行一段或者多段压缩，使压力升至15 25bar。传统方法是先用水吸收氨碳混合气体，生成氨碳水溶液。然后将氨碳水溶液送入碳分离塔分离二氧化碳，或送入氨分离塔分离氨气。在用水吸收氨碳混合气时，大量溶解热不但得不到利用，还要用大量循环冷却水将溶解热移出；而当氨碳水溶液送入碳分离塔分离二氧化碳，或送入氨分离塔分离氨气时，又要消耗大量能量去加热氨碳水溶液，以便将二氧化碳或氨解吸出来。
本发明进一步限定将氨碳混合气压缩至15 25bar后送入碳分离塔去分离二氧化碳。其优点是在碳分离塔内，二氧化碳已经是气态，不需要解吸；气态的氨被水吸收时放出的大量热量直接被塔内自上而下流的水或氨碳水溶液吸收，从而大大减少了再沸器的蒸汽耗量；压缩机所消耗的电能几乎全部转化为尾气的内能(焓)，压缩后的尾气与压缩前的尾气相比，其焓的增加值约等于压缩机所消耗的电能，即压缩机所消耗的电能并没有损失，而是被带入碳分离塔，得到了利用。(2)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，对氨和二氧化碳混合气体进行分段压缩，并在段间使用喷液冷却法对所述混合气体进行冷却。与现有技术中惯用的间接冷却法相比其优点在于，压缩气体的显热转化为潜热，物料的总焓值保持不变，即 降温过程中能量没有损失，若采用间接冷却法，则不但压缩气体的焓值减少，还要消耗额外的能量来输送冷却介质。(3)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，所述二氧化碳分离塔的操作压力为15-25bar，操作温度为160-190°C。本发明以氨、二氧化碳、水的等压相图为依据，给出了最佳的操作条件，在上述压力和温度范围内操作可提高二氧化碳分离塔的分离效率、降低操作系统的能耗。本发明设置二氧化碳分离塔的操作压力为15_25bar。压力对NH3 - C02 - H20三元等压相图中顶脊线的形状影响较大，压力越高顶脊线的下半段越向左偏，位于该处顶脊线上的液相的氨与二氧化碳的比值也越大，但当压力超过25bar继续升高时，向左偏的趋势越来越小，所以二氧化碳分离塔的操作压力以15-25bar为宜。本发明设置二氧化碳分离塔塔顶的操作温度控制二氧化碳气体中氨的含量低于50pmo此外，本发明还进一步优选所述二氧化碳分离塔的操作压力为18bar，所述二氧化碳分离塔塔底的操作温度为165-171°C，塔顶的操作温度为70-90°C。当二氧化碳分离塔操作压力为ISbar时，在适宜操作区内操作，塔釜温度约在165-171°C之间。若温度低于165°C，则液相氨碳比变小，分离效率下降、在系统中循环的二氧化碳增多，能耗增大；若温度从171°C继续升高，液相中氨含量迅速减小、水含量迅速增大，但由于从二氧化碳分离塔底部排出的氨的总量不变，这意味着水的循环量大大增加，因而能耗也大大增加。(4)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，所述氨分离塔的操作压力为2-18bar。塔釜操作温度为60_140°C，在该范围内操作，液相的氨与二氧化碳的质量比较小，氨塔的分离效率高，且液相沸点与氨基甲酸铵的熔点(结晶线IV)保持适当的安全距离，可避免生成结.晶，影响操作，因此氨塔在该区域内操作，不但操作稳定，而且能耗也较低。(5)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，从所述水分离塔的塔底分离出来的水溶液用作二氧化碳分离塔中的循环水溶液，从所述水分离塔的塔底分离出来的水溶液从所述二氧化碳分离塔的上部送入，原因在于送入二氧化碳分离塔顶部的水的纯度要求比较高(如其氨含量应< 0. 2%)，以便使二氧化碳分离塔顶蒸出的二氧化碳气体中氨的含量< 50pm，而从所述水分离塔的塔底分离出来的水溶液几乎不含氨，因此适于用作二氧化碳分离塔顶部的循环水。(6)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，从所述水分离塔的侧线分离出的稀氨碳水溶液用作二氧化碳分离塔中的循环水溶液，所述稀氨碳水溶液从所述二氧化碳分离塔的中部和/或下部送入。在传统的氨碳分离方法中，碳分离塔所需的水全部来自水分离塔塔底。本发明只有加入碳分离塔顶部的纯度比较高的水来自水分离塔的底部，以便使碳分离塔顶蒸出的二氧化碳的氨含量彡50pm，而送入碳分离塔中、下部的水，则是来自水分离塔侧线采出 的氨含少量的稀氨碳水溶液。由于这部分水约为加入碳分离塔的水的70% 90%，改由水分离塔侧线采出后,水分离塔的负荷大大减轻、能耗大大减少。(7)本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，水分离塔的回流冷凝器、水分离塔塔底采出液冷却器、氨分离塔的循环冷却器等，均采用空气冷却器，在传统的氨碳分离方法中，当热流体需要冷却时，一般均采用以循环冷却水为冷却介质的冷却器。本发明所述的方法中，使循环冷却水的用量大大减少。
为了使本发明所述的技术方案更加便于理解，下面结合附图和具体实施方式
对本发明所述的技术方案做进一步的阐述。图I所示是氨、二氧化碳、水三元系统的等压相 图2所示是本发明所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统的示意 图3所示是本发明所述的氨分离塔操作压力为ISbar时氨和二氧化碳混合气体分离系统的不意 图4所示是现有技术中氨和二氧化碳混合气体的分离工艺流程图。其中，附图标记为
I-压缩机一段；2_压缩机二段；3_ 二氧化碳分离塔；4、9_再沸器；5_水分离塔；6_侧线采出泵；7，8，10-换热器；11，26_回流冷凝器；12-冷却器；13，24-循环冷却器；14，25-循环泵；15，17,27 -升压泵；16_氨分离塔；18_螺杆压缩机一段；19，21_分凝器；20-螺杆压缩机二段；22_氨气冷凝器；23_惰洗塔。
具体实施方式
实施例I
本实施例中所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统如图2所示，包括
二氧化碳分离塔3，所述二氧化碳分离塔3的底部附有再沸器4，与所述二氧化碳分离塔3塔底的氨碳水溶液出口连接设置有换热器8和换热器7 ；
与所述二氧化碳分离塔3连接设置有水分离塔5，水分离塔5底部附有再沸器9，顶部设置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11为空冷器，所述水分离塔5的中部设置有侧线采出泵6，所述侧线采出泵6从所述水分离塔5的侧线采出稀氨碳水溶液；与所述水分离塔5的底部出水口连接设置有升压泵17、换热器10和冷却器12，所述冷却器12为空冷器；与所述水分离5塔连接设置有氨分离塔16，所述氨分离塔16顶部附有回流冷凝器26，中部附有循环泵14和循环冷却器13，所述循环冷却器13为空冷器；所述氨分离塔底的浓氨碳水溶液出口连接设置有升压泵15、换热器10、换热器7。所述系统还设置有对所述氨和二氧化碳混合气体进行压缩的气体压缩装置，所述气体压缩装置的出口与所述二氧化碳分离塔3相连通。本实施例中所述气体压缩装置为多段气体压缩装置，包括压缩机一段I和压缩机二段2。基于本实施例中所述的分离系统的分离方法为
a.将压力为4bar的三聚氰胺尾气送入尾气压缩机一段I进行压缩，一段出口压力为8. 6bar，温度升至236°C，喷入由水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液后温度降至140°C，然后再送入压缩机二段2继续压缩，将气体压缩至18bar、234°C。b.将压缩后的气体送入二氧化碳分离塔3底部，二氧化碳分离塔3的上、中、下部分别送入来自水分离塔5塔底的水、来自水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液和来自氨分离塔16底部的浓氨碳水溶液的混合液；防腐空气经再沸器4进入二氧化碳分离塔3。二氧化碳分离塔3的操作压力为18bar，塔顶温度7(T90°C，塔釜温度165 170°C;氨含量< 50ppm的二氧化碳气体从二氧化碳分离塔3的塔顶排出，含少量二氧化碳的氨碳水溶液从塔底排出。c.从二氧化碳分离塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液经换热器8和换热器7后送入水分离塔5。防腐空气经再沸器9进入水分离塔5。水分离塔5的操作压力约为2bar，回流冷凝器11出口温度68 74°C，塔釜温度117 121 °C。水分离塔侧线采出泵采出的稀氨碳水溶液分别送往二氧化碳分离塔3和尾气压缩机一段I的出口管；底部采出的水经升压泵17升压、换热器10和冷却器12冷却后分别送往二氧化碳分离塔3顶部和惰 洗塔23顶部，所述冷却器12为空冷器，氨、二氧化碳和水的混合气体从水分离塔的顶部蒸出。d.水分离塔5顶部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合气体送往氨分离塔16底部，从氨分离塔16顶部送入循环的氨水。氨分离塔16的操作压力为2bar，回流冷凝器26出口温度48飞3°C，塔釜温度6(T71°C。氨分离塔16底部采出的浓氨碳水溶液经升压泵15、换热器10、换热器7后送入二氧化碳分离塔3，从所述氨分离塔16的顶部分离出氨气。实施例2
本实施例中所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统同实施例1，基于本实施例中所述的分离系统的分离方法为
a.将压力为4bar的三聚氰胺尾气送入尾气压缩机一段I进行压缩，一段出口压力为8. 5bar，温度升至234°C，喷入由水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液后温度降至140°C。然后再送入压缩机二段2继续压缩，将气体压缩至15bar、223°C。b.将压缩后的气体送入二氧化碳分离塔3底部，二氧化碳分离塔3的上、中、下部分别送入来自水分离塔5塔底的水、来自水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液和来自氨分离塔16底部的浓氨碳水溶液的混合液。防腐空气经再沸器4进入二氧化碳分离塔3。二氧化碳分离塔3的操作压力为15bar，塔顶温度7(T80°C，塔釜温度155 161°C。氨含量(50ppm的二氧化碳气体从二氧化碳分离塔3塔顶排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液从塔底排出。c.从二氧化碳分离塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液经换热器8和换热器7后送入水分离塔5。水分离塔5底部附有再沸器9，防腐空气经再沸器9进入水分离塔。水分离塔5的操作压力约为2bar，回流冷凝器11出口温度68 74°C，塔釜温度117 121°C。水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液分别送往二氧化碳分离塔3和尾气压缩机一段I出口管；底部采出的水经升压泵17升压、换热器10和冷却器12冷却后分别送往二氧化碳分离塔3顶部和惰洗塔23顶部，所述冷却器12为空冷器，氨、二氧化碳和水的混合气体从水分离塔5的顶部蒸出。d.水分离塔5顶部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合气体送往氨分离塔16底部，从氨分离塔16顶部送入循环的氨水。氨分离塔16的操作压力为2bar，回流冷凝器26出口温度48飞3°C，塔釜温度6(T71°C。氨分离塔16底部采出的浓氨碳水溶液经升压泵15、换热器10、换热器7后送入二氧化碳分离塔3，从所述氨分离塔16的顶部分离出氨气。实施例3
本实施例中所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统同实施例1，基于本实施例中所述的分离系统的分离方法为
a.将压力为4bar的三聚氰胺尾气送入尾气压缩机一段I进行压缩，一段出口压力为10. lbar，温度升至257°C，喷入由水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液后温度降至140°C。然后再送入压缩机二段2继续压缩，将气体压缩至25bar、258°C。b.将压缩后的气体送入二氧化碳分离塔3底部，二氧化碳分离塔3的上、中、下部分别送入来自水分离塔5塔底的水、来自水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液和来自氨 分离塔16底部的浓氨碳水溶液的混合液。防腐空气经再沸器4进入二氧化碳分离塔3。二氧化碳分离塔3的操作压力为25bar，塔顶温度8(T90°C，塔釜温度18(Tl86°C。氨含量(50ppm的二氧化碳气体从二氧化碳分离塔3塔顶排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液从塔底排出。c.从二氧化碳分离塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液经换热器8和换热器7后送入水分离塔5。防腐空气经再沸器9进入水分离塔5。水分离塔5的操作压力约为2bar，回流冷凝器11出口温度68 74°C，塔釜温度117 121°C。水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液分别送往二氧化碳分离塔3和尾气压缩机一段I出口管；底部采出的水经升压泵17升压、换热器10和冷却器12冷却后分别送往二氧化碳分离塔3顶部和惰洗塔23顶部，所述冷却器12为空冷器，氨、二氧化碳和水的混合气体从水分离塔5的顶部蒸出。d.水分离塔5顶部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合气体送往氨分离塔16底部，从氨分离塔16顶部送入循环的氨水。氨分离塔16的操作压力为2bar，回流冷凝器26出口温度48飞3°C，塔釜温度6(T71°C。氨分离塔16底部采出的浓氨碳水溶液经升压泵15、换热器
10、换热器7后送入二氧化碳分离塔3，从所述氨分离塔16的顶部分离出氨气。实施例4
本实施例中所述的用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统同实施例1，基于本实施例中所述的分离系统的分离方法为
a.将压力为4bar的三聚氰胺尾气送入尾气压缩机一段I进行压缩，一段出口压力为8. 6bar，温度升至234°C，喷入由水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液后温度降至140°C。然后再送入压缩机二段2继续压缩，将气体压缩至18bar、234°C。b.将压缩后的气体送入二氧化碳分离塔3底部，二氧化碳分离塔3的上、中、下部分别送入来自水分离塔5塔底的水、来自水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液和来自氨分离塔16底部的浓氨碳水溶液的混合液。防腐空气经再沸器4进入二氧化碳分离塔3。二氧化碳分离塔3的操作压力为18bar，塔顶温度7(T90°C，塔釜温度165 170°C。氨含量(50ppm的二氧化碳气体从二氧化碳分离塔3塔顶排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液从塔底排出。c.从二氧化碳分离塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液经换热器8和换热器7后送入水分离塔5。防腐空气经再沸器9进入水分离塔5。水分离塔5的操作压力约为4bar，回流冷凝器11出口温度85、5°C，塔釜温度138 143. 5°C。水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液分别送往二氧化碳分离塔3和尾气压缩机一段I出口管；底部采出的水经升压泵17升压、换热器10和冷却器12冷却后分别送往碳分离塔顶部和惰洗塔23顶部，所述冷却器12为空冷器，氨、二氧化碳和水的混合气体从水分离塔5的顶部蒸出。d.水分离塔5顶部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合气体送往氨分离塔16底部，从氨分离塔16顶部送入循环的氨水。氨分离塔16的操作压力为4bar，回流冷凝器26出口温度55飞2°C，塔釜温度75 85°C。氨分离塔16底部采出的浓氨碳水溶液经升压泵15、换热器
10、换热器7后送入二氧化碳分离塔3，从所述氨分离塔16的顶部分离出氨气。实施例5
本实施例中所述的氨和二氧化碳混合气体的分离系统如图3所示，包括
二氧化碳分离塔3，所述二氧化碳分离塔3的底部附有再沸器4，与所述二氧化碳分离塔3塔底的氨碳水溶液出口连接设置有升压泵27、换热器8和换热器7 ；
与所述二氧化碳分离塔3连接设置有水分离塔5，水分离塔5底部附有再沸器9，顶部设置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11为空冷器，所述水分离塔5的中部设置有侧线采出泵6，所述侧线采出泵6从所述水分离塔5的侧线采出稀氨碳水溶液；与所述水分离塔5的底部出水口连接设置有升压泵17 ；
与所述水分离5塔连接设置有氨分离塔16，所述氨分离塔16顶部附有回流冷凝器26，中部附有循环泵14和循环冷却器13，所述循环冷却器13为空冷器；所述氨分离塔底的浓氨碳水溶液出口连接设置有升压泵15。所述系统还设置有对所述氨和二氧化碳混合气体进行压缩的气体压缩装置，所述气体压缩装置的出口与所述二氧化碳分离塔3相连通。本实施例中所述气体压缩装置为多段气体压缩装置，包括压缩机一段I和压缩机二段2。基于本实施例中所述的分离系统的分离方法中，碳分离塔、水分离塔、氨分离塔的操作压力均为18bar，氨分离塔分出的氨气用以水为冷却介质的氨气冷凝器冷凝成液氨。具体方法如下
a.将压力为4bar的三聚氰胺尾气送入尾气压缩机一段I进行压缩，一段出口压力为
8.6bar，温度升至234°C，喷入由水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液后温度降至140°C。然后再送入压缩机二段2继续压缩，将气体压缩至18bar、234°C。b.将压缩后的气体送入二氧化碳分离塔3底部，二氧化碳分离塔3的上、中、下部分别送入来自水分离塔5塔底的水、来自水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液和来自氨分离塔16底部的浓氨碳水溶液的混合液。二氧化碳分离塔3底部附有再沸器4，防腐空气经再沸器4进入二氧化碳分离塔3。二氧化碳分离塔3的操作压力为18bar，塔顶温度7(T90°C，塔釜温度165 170°C。氨含量< 50ppm的二氧化碳气体从二氧化碳分离塔3塔顶排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液从塔底排出。c.从二氧化碳分离塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液由泵27泵出，经换热器8和换热器7后送入水分离塔5。水分离塔5底部附有再沸器9，防腐空气经再沸器9进入水分离塔5。水分离塔5的顶部设置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11为空冷器，水分离塔5的中部设置有侧线采出泵6。水分离塔5的操作压力约为18bar，回流冷凝器11出口温度137 142°C，塔釜温度20(T206°C。水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液分别送往二氧化碳分离塔3和尾气压缩机一段I出口管；底部采出的水经泵17、换热器7和冷却器12冷却后分别送往碳分离塔3顶部和惰洗塔23顶部，所述冷却器12为空冷器，氨、二氧化碳和水的混合气体从水分离塔5的顶部蒸出。d.水分离塔5顶部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合气体送往氨分离塔16底部。从氨分离塔16顶部送入循环的氨水，氨分离塔16顶部附有回流冷凝器26，中部附有循环泵14和循环冷却器13，所述循环冷却器13为空冷器。氨分离塔16的操作压力为18bar，回流冷凝器26出口温度42 45°C，塔釜温度97 140°C。氨分离塔16底部采出的浓氨碳水溶液经泵15送入二氧化碳分离塔3，从所述氨分离塔16的顶部分离出氨气。e.氨分离塔16的顶部分离出的氨气进入氨气冷凝器22，氨气被冷凝成液氨，未被冷凝的惰性气体送往惰洗塔23。惰洗塔23附有循环泵25和循环冷却器24，补充水和循环的水送入惰洗塔23的顶部。洗涤后的氨含量< 30ppm的惰性气体由塔顶排入大气，塔底的氨水送往氨分离塔16。
氨气的压缩
将实施例1-4中氨分离塔16顶部分离出的氨气送往螺杆压缩机一段18进行压缩，压缩后的氨气进入分凝器19冷至44 46°C，冷凝下来的液体一部分送往并喷入一段的入口管，余下的液体送往氨分离塔16。分凝器19出来的气体进入螺杆压缩机二段继续压缩至ISbar后进入分凝器21冷至45 47°C，冷凝下来的液体一部分送往并喷入螺杆压缩机二段20的入口管，余下的液体送往氨分离塔16。由分凝器21出来的气体进入氨气冷凝器22，氨气被冷凝成液氨，未被冷凝的惰性气体送往惰洗塔23。惰洗塔23附有循环泵25和循环冷却器24，补充水和循环的水送入惰洗塔23的顶部。洗涤后的氨含量< 30ppm的惰性气体由塔顶排入大气，塔底的氨水送往氨分离塔。上述实施例中均采用了两段压缩的方式对三聚氰胺尾气进行压缩，作为可选择的实施方式，也可以采用单段或者两段以上的方式进行压缩。此外，作为优选的实施方式，为了进一步降低能耗，上述实施例中的回流冷凝器11、冷却器12、循环冷却器13均为空冷器，作为可选择的实施方式，上述装置也可以采用其它形式的冷却器；同样作为优选的实施方式，上述实施例中的水分离塔5的中部设置有侧线采出泵6，作为可选择的实施方式，也可以不采用所述水分离塔5侧线采出的稀氨碳水溶液。还需要说明的是本发明中所述的分离方法不仅适用于三聚氰胺尾气，也适用于氨气和二氧化碳质量比为0. 5-1. 5之间任一比值且水含量< 15%的氨、二氧化碳和水的混合气体的分离。实施例与比较例的节能效果测试
为了证明本发明所述技术方案的节能效果，现将实施例和比较例中每回收一吨液氨消耗的蒸汽量、电量和冷却水量进行了测定，列于下表
表I :每回收I吨液氨的能耗
权利要求
1.一种用于氨和ニ氧化碳混合气体的分离系统，包括 ニ氧化碳分离塔； 与所述ニ氧化碳分离塔连接设置有水分离塔； 与所述水分离塔连接设置有氨分离塔； 其特征在干， 所述系统还设置有对所述氨和ニ氧化碳混合气体进行压缩的气体压缩装置，所述气体压缩装置的出口与所述ニ氧化碳分离塔相连通。
2.根据权利要求I所述的分离系统，其特征在于，所述气体压缩装置出口的氨和ニ氧化碳混合气体的压カ为15-25bar。
3.根据权利要求I或2所述的分离系统，其特征在于，所述ニ氧化碳分离塔塔釜的操作压カ为15-25bar，操作温度为155_186°C。
4.根据权利要求3所述的分离系统，其特征在干，所述ニ氧化碳分离塔塔釜的操作压カ为ISbar，操作温度为I65-I7It:。
5.根据权利要求1-4任一所述的分离系统，其特征在于，所述氨分离塔的操作压ヵ为2-18bar，塔釜操作温度为60_140°C。
6.根据权利要求5所述的分离系统，其特征在于，所述氨分离塔的操作压ヵ为2-4bar，塔 釜操作温度为60-85 °C。
7.根据权利要求1-6任一所述的分离系统，其特征在于，所述气体压缩装置为多段气体压缩装置。
8.根据权利要求1-7任一所述的分离系统，其特征在于，所述水分离塔的顶部设置有回流冷凝器，所述回流冷凝器为空冷器。
9.根据权利要求1-8任一所述的分离系统，其特征在于，所述氨分离塔的下部和/或中部设置有循环泵和循环冷却器。
10.根据权利要求9所述的分离系统，其特征在于，所述氨分离塔的循环冷却器是空冷器。
11.根据权利要求1-10任一所述的分离系统，其特征在于，所述水分离塔的中部设置有侧线采出泵。
全文摘要
本发明提供了一种用于氨和二氧化碳混合气体的分离系统，该系统首先对氨和二氧化碳混合气体进行压缩，使压力升至15-25bar后再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，这样设置的优点在于压缩尾气所消耗的电能转化为尾气的焓，尾气中的氨气在碳分离塔中被吸收时所放出的大量热量得到有效利用；同时本发明从所述水分离塔的侧线分离出稀氨碳水溶液，从而大大降低了水分离塔的负荷，减少了能耗。此外，本发明还将混合气体的压缩分为多段，段间冷却采用直接喷液冷却法，而非传统的间接水冷法，其优点是显热转化为潜热，但物流的总焓值保持不变。本发明的第四个优点是采用空冷器代替以循环冷却水为冷却介质的冷却器，从而降低了能耗。
文档编号C01C1/12GK102671515SQ20121019415
公开日2012年9月19日 申请日期2012年6月13日 优先权日2012年6月13日
发明者刘朝慧, 唐印, 孔杰, 宋国天, 李忠云, 陈辉, 龚元德 申请人:北京烨晶科技有限公司, 四川金象赛瑞化工股份有限公司