專利名稱：用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統的制作方法
技術領域：
用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統技術領域[0001]本實用新型屬于氣體分離領域，具體涉及一種用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統。
背景技術：
[0002]在合成尿素以及用尿素合成三聚氰胺的過程中會產生大量含氨、二氧化碳的混合氣體，為了進一步利用氣體中的氨和二氧化碳，通常要對氣體進行分離。[0003]氨、二氧化碳、水三元系統的相平衡關系十分復雜，它不遵循拉烏爾定律，只能用根據實驗數據作出的相圖來表示。附圖一是一張該系統的等壓相圖的示意圖。三角形的三個頂點分別代表氨、二氧化碳和水，分別稱為氨角、碳角、水角。曲線III稱為液相頂脊線，代表共沸混合物。曲線III左上方的區域稱為I區即氨精餾區，曲線III右下方的區域稱為II區即二氧化碳精餾區。虛線IV稱為結晶線，其右、上方為氣液固三相共存區。當組成位于I 區的氨碳水溶液進行蒸餾時，隨著氨氣的不斷蒸出，剩余液相的組成移向并最后到達液相頂脊線；當組成位于II區的氨碳水溶液進行蒸餾時，隨著二氧化碳氣的不斷蒸出，剩余的液相的組成也移向并最后到達液相頂脊線；對組成位于液相頂脊線III上的氨碳水溶液進行蒸餾，氣相和液相的氨與二氧化碳的質量比相同，即無法進行氨碳分離。若繼續蒸餾，則液相組成沿液相頂脊線向水角移動，直至液相成為純水為止。[0004]已知的氨碳混合物的分離方法如稀釋法(dilution process)、差壓法(pressure differential process)等，都以上述氨、二氧化碳、水三元系統的等壓相圖為理論基礎， 這些方法都包括下列三個部分在相圖的I區操作的氨分離部分、在相圖的II區操作的二氧化碳分離部分、在相圖的液相頂脊線III上操作的解吸部分(水分離部分)。對于氨和二氧化碳的分離次序，當氨碳水溶液的組成位于相圖的氨精餾區時，則此混合物首先被引入氨分離區進行分離，如美國專利文獻US4163648公開了分離氨氣和二氧化碳的方法，其中一種方法包括(I)將混合氣體送 入氨分離塔，將分離出的氨氣移出；(2)將經步驟(I)分離后剩余的含有氨氣、二氧化碳和水的液體送入二氧化碳分離塔，將分離出的二氧化碳移出；(3)將經步驟(2)分離后剩余的含有氨氣、二氧化碳和水的液體送入解析塔，將解析出的含氨氣、二氧化碳和水蒸汽的氣體再返回氨分離塔進行分離。上述方法中，氨分離塔的底部操作溫度為60-170°C，二氧化碳分離塔的底部操作溫度為75-200°C，二氧化碳分離塔的操作壓力不超過氨分離塔的兩倍。[0005]除了上述首先進入氨分離區進行分離的工藝外，若氨碳水溶液的組成位于相圖的碳精餾區時，則此混合物首先被引入碳分離塔進行分離。如中國專利文獻CN101862577A公開了一種利用三聚氰胺尾氣回收二氧化碳和液氨的方法，包括(I)將氨碳混合物以水溶液形式送入二氧化碳分離塔，塔底用蒸汽間接加熱，塔頂分離出含有5%水蒸氣的二氧化碳氣體，塔底得到脫碳氨水；(2)將上述脫碳氨水進入水分離塔，經加熱徹底解析，塔底得到的解析水，經冷卻降溫，送往上述三聚氰胺生產裝置用作氨碳混合氣體的吸收水，塔頂得到解析氣；(3)將上述解析氣在氨精餾塔內經精餾干燥，從塔頂得到純氨氣體，從塔底分離出的含有二氧化碳的氨水溶液再返回二氧化碳分離塔。[0006]但上述現有技術中氨碳分離的方法存在的缺陷在于，上述方法在二氧化碳分離塔需要耗費大量的蒸汽進行加熱，能耗較大。尤其是對于現有技術中先將氨碳混合氣體用水進行吸收，再以水溶液形式送入二氧化碳分離塔時，為了促進氨碳的吸收，需要先消耗能量將氨氣和二氧化碳的溶解熱移出，等氨碳水溶液進入二氧化碳分離塔后，還需要再消耗能量將二氧化碳從液相中蒸出來，這就進一步增加了分離系統的能耗，降低了分離工藝的經濟效益。發明內容[0007]為了解決現有技術中二氧化碳分離塔需要耗費大量的蒸汽進行加熱，能耗較大， 尤其是對于現有技術中先將氨碳混合氣體用水進行吸收，再以水溶液形式送入二氧化碳分離塔時，為了促進氨碳混合氣體的吸收，需要先消耗能量將氨氣和二氧化碳的溶解熱移出， 等氨碳水溶液進入二氧化碳分離塔后，還需要再消耗能量將二氧化碳從液相中蒸出來，進一步增加分離系統能耗的問題。本實用新型提供了一種能夠大幅度降低蒸汽用量，從而降低系統能耗的氨和二氧化碳氣體的分離系統。[0008]本實用新型所述的氨和二氧化碳氣體的分離系統的技術方案為[0009]一種用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，包括[0010]二氧化碳分離塔；[0011 ] 與所述二氧化碳分離塔連接設置有水分離塔；[0012]與所述水分離塔連接設置有氨分離塔；[0013]所述系統還設置有對所述氨和二氧化碳混合氣體進行壓縮的氣體壓縮裝置，所述氣體壓縮裝置的出口與所述二氧化碳分離塔相連通。[0014]所述氣體壓縮裝置出口的氨和二氧化碳混合氣體的壓力為15_25bar。所述二氧化碳分離塔塔釜的操作壓力為15_25bar，操作溫度為155_186°C。[0016]所述二氧化碳分離塔塔釜的操作壓力為18bar，操作溫度為165_171°C。[0017]所述氨分離塔的操作壓力為2_18bar，塔釜操作溫度為60_140°C。[0018]所述氨分離塔的操作壓力為2_4bar,塔爸操作溫度為60_85°C。[0019]所述氣體壓縮裝置為多段氣體壓縮裝置。[0020]所述水分離塔的頂部設置有回流冷凝器，所述回流冷凝器為空冷器。[0021]所述氨分離塔的下部和/或中部設置有循環泵和循環冷卻器。[0022]所述氨分離塔的循環冷卻器是空冷器。[0023]所述水分離塔的中部設置有側線采出泵。[0024]本實用新型所述的氨和二氧化碳混合氣體的分離系統的優點在于[0025](I)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，設置有壓縮裝置對氨和二氧化碳混合氣體進行一段或者多段壓縮，使壓力升至15 25bar。傳統方法是先用水吸收氨碳混合氣體，生成氨碳水溶液。然后將氨碳水溶液送入碳分離塔分離二氧化碳，或送入氨分離塔分離氨氣。在用水吸收氨碳混合氣時，大量溶解熱不但得不到利用，還要用大量循環冷卻水將溶解熱移出；而當氨碳水溶液送入碳分離塔分離二氧化碳，或送入氨分離塔分離氨氣時，又要消耗大量能量去加熱氨碳水溶液，以便將二氧化碳或氨解吸出來。[0026]本實用新型進一步限定將氨碳混合氣壓縮至15 25bar后送入碳分離塔去分離二氧化碳。其優點是在碳分離塔內，二氧化碳已經是氣態，不需要解吸；氣態的氨被水吸收時放出的大量熱量直接被塔內自上而下流的水或氨碳水溶液吸收，從而大大減少了再沸器的蒸汽耗量；壓縮機所消耗的電能幾乎全部轉化為尾氣的內能(焓)，壓縮后的尾氣與壓縮前的尾氣相比，其焓的增加值約等于壓縮機所消耗的電能，即壓縮機所消耗的電能并沒有損失，而是被帶入碳分離塔，得到了利用。[0027](2)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，對氨和二氧化碳混合氣體進行分段壓縮，并在段間使用噴液冷卻法對所述混合氣體進行冷卻。與現有技術中慣用的間接冷卻法相比其優點在于，壓縮氣體的顯熱轉化為潛熱，物料的總焓值保持不變，即降溫過程中能量沒有損失，若采用間接冷卻法，則不但壓縮氣體的焓值減少，還要消耗額外的能量來輸送冷卻介質。[0028](3)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，所述二氧化碳分離塔的操作壓力為15-25bar，操作溫度為160_190°C。本實用新型以氨、二氧化碳、水的等壓相圖為依據，給出了最佳的操作條件，在上述壓力和溫度范圍內操作可提高二氧化碳分離塔的分離效率、降低操作系統的能耗。本實用新型設置二氧化碳分離塔的操作壓力為 15-25bar。壓力對NH3 — C02 — H20三元等壓相圖中頂脊線的形狀影響較大，壓力越高頂脊線的下半段越向左偏，位于該處頂脊線上的液相的氨與二氧化碳的比值也越大，但當壓力超過25bar繼續升高時，向左偏的趨勢越來越小，所以二氧化碳分離塔的操作壓力以 15-25bar 為宜。[0029]本實用新型設置二氧化碳分離塔塔頂的操作溫度控制二氧化碳氣體中氨的含量低于50pm。[0030]此外，本實用新型還進一步優選所述二氧化碳分離塔的操作壓力為18bar，所述二氧化碳分離塔塔底 的操作溫度為165-171°C，塔頂的操作溫度為70-90°C。當二氧化碳分離塔操作壓力為18bar時，在適宜操作區內操作，塔釜溫度約在165-171°C之間。若溫度低于 165°C，則液相氨碳比變小，分離效率下降、在系統中循環的二氧化碳增多，能耗增大；若溫度從171°C繼續升高，液相中氨含量迅速減小、水含量迅速增大，但由于從二氧化碳分離塔底部排出的氨的總量不變，這意味著水的循環量大大增加，因而能耗也大大增加。[0031](4)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，所述氨分離塔的操作壓力為2-18bar。塔釜操作溫度為60_140°C，在該范圍內操作，液相的氨與二氧化碳的質量比較小，氨塔的分離效率高，且液相沸點與氨基甲酸銨的熔點(結晶線IV)保持適當的安全距離，可避免生成結.晶，影響操作，因此氨塔在該區域內操作，不但操作穩定，而且能耗也較低。[0032](5)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，從所述水分離塔的塔底分離出來的水溶液用作二氧化碳分離塔中的循環水溶液，從所述水分離塔的塔底分離出來的水溶液從所述二氧化碳分離塔的上部送入，原因在于送入二氧化碳分離塔頂部的水的純度要求比較高(如其氨含量應< O. 2%)，以便使二氧化碳分離塔頂蒸出的二氧化碳氣體中氨的含量彡50pm,而從所述水分離塔的塔底分離出來的水溶液幾乎不含氨，因此適于用作二氧化碳分離塔頂部的循環水。[0033](6)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，從所述水分離塔的側線分離出的稀氨碳水溶液用作二氧化碳分離塔中的循環水溶液，所述稀氨碳水溶液從所述二氧化碳分離塔的中部和/或下部送入。在傳統的氨碳分離方法中，碳分離塔所需的水全部來自水分離塔塔底。本實用新型只有加入碳分離塔頂部的純度比較高的水來自水分離塔的底部，以便使碳分離塔頂蒸出的二氧化碳的氨含量< 50pm，而送入碳分離塔中、下部的水，則是來自水分離塔側線采出的氨含少量的稀氨碳水溶液。由于這部分水約為加入碳分離塔的水的70°/Γ90%，改由水分離塔側線采出后，水分離塔的負荷大大減輕、能耗大大減少。[0034](7)本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，水分離塔的回流冷凝器、水分離塔塔底采出液冷卻器、氨分離塔的循環冷卻器等，均采用空氣冷卻器，在傳統的氨碳分離方法中，當熱流體需要冷卻時，一般均采用以循環冷卻水為冷卻介質的冷卻器。本實用新型所述的方法中，使循環冷卻水的用量大大減少。[0035]
[0036]為了使本實用新型所述的技術方案更加便于理解，
以下結合附圖和具體實施方式
對本實用新型所述的技術方案做進一步的闡述。[0037]圖I所示是氨、二氧化碳、水三元系統的等壓相圖；[0038]圖2所示是本實用新型所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統的示意圖；[0039]圖3所示是本實用新型所述的氨分離塔操作壓力為ISbar時氨和二氧化碳混合氣體分離系統的示意圖；[0040]圖4所示是現有技術中氨和二氧化碳混合氣體的分離工藝流程圖。[0041]其中，附圖標記為I-壓縮機一段；2_壓縮機二段；3_ 二氧化碳分離塔；4、9_再沸器；5_水分離塔； 6-側線采出泵；7，8，10_換熱器；11，26_回流冷凝器；12_冷卻器；13，24-循環冷卻器； 14, 25-循環泵；15，17, 27 -升壓泵；16_氨分尚塔；18_螺桿壓縮機一段；19，21-分凝器； 20-螺桿壓縮機二段；22_氨氣冷凝器；23_惰洗塔。[0043]具體實施方式
[0044]實施例I[0045]本實施例中所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統如圖2所示，包括[0046]二氧化碳分離塔3，所述二氧化碳分離塔3的底部附有再沸器4，與所述二氧化碳分離塔3塔底的氨碳水溶液出口連接設置有換熱器8和換熱器7 ；[0047]與所述二氧化碳分離塔3連接設置有水分離塔5，水分離塔5底部附有再沸器9， 頂部設置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11為空冷器，所述水分離塔5的中部設置有側線采出泵6，所述側線采出泵6從所述水分離塔5的側線采出稀氨碳水溶液；與所述水分離塔5的底部出水口連接設置有升壓泵17、換熱器10和冷卻器12，所述冷卻器12為空冷器；[0048]與所述水分離5塔連接設置有氨分離塔16，所述氨分離塔16頂部附有回流冷凝器 26，中部附有循環泵14和循環冷卻器13，所述循環冷卻器13為空冷器；所述氨分離塔底的濃氨碳水溶液出口連接設置有升壓泵15、換熱器10、換熱器7。[0049]所述系統還設置有對所述氨和二氧化碳混合氣體進行壓縮的氣體壓縮裝置，所述氣體壓縮裝置的出口與所述二氧化碳分離塔3相連通。本實施例中所述氣體壓縮裝置為多段氣體壓縮裝置，包括壓縮機一段I和壓縮機二段2。[0050]基于本實施例中所述的分離系統的分離方法為[0051]a.將壓力為4bar的三聚氰胺尾氣送入尾氣壓縮機一段I進行壓縮，一段出口壓力為8. 6bar，溫度升至236°C，噴入由水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液后溫度降至140°C， 然后再送入壓縮機二段2繼續壓縮，將氣體壓縮至18bar、234°C。[0052]b.將壓縮后的氣體送入二氧化碳分離塔3底部，二氧化碳分離塔3的上、中、下部分別送入來自水分離塔5塔底的水、來自水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液和來自氨分離塔16底部的濃氨碳水溶液的混合液；防腐空氣經再沸器4進入二氧化碳分離塔3。二氧化碳分離塔3的操作壓力為18bar，塔頂溫度7(T90°C，塔釜溫度165 170°C;氨含量< 50ppm 的二氧化碳氣體從二氧化碳分離塔3的塔頂排出，含少量二氧化碳的氨碳水溶液從塔底排出。[0053]c.從二氧化碳分離塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液經換熱器8和換熱器7后送入水分離塔5。防腐空氣經再沸器9進入水分離塔5。水分離塔5的操作壓力約為2bar，回流冷凝器11出口溫度68 74°C，塔釜溫度117 121 °C。水分離塔側線采出泵采出的稀氨碳水溶液分別送往二氧化碳分離塔3和尾氣壓縮機一段I的出口管；底部采出的水經升壓泵17升壓、換熱器10和冷卻器12冷卻后分別送往二氧化碳分離塔3頂部和惰洗塔23頂部，所述冷卻器12為空冷器，氨、二氧化碳和水的混合氣體從水分離塔的頂部蒸出。[0054]d.水分離塔5頂部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合氣體送往氨分離塔16底部，從氨分離塔16頂部送入循環的氨水。氨分離塔16的操作壓力為2bar，回流冷凝器26出口溫度48飛3°C，塔釜溫度6(T71°C。氨分離塔16底部采出的濃氨碳水溶液經升壓泵15、換熱器 10、換熱器7后送入二氧化碳分離塔3，從所述氨分離塔16的頂部分離出氨氣。[0055]實施例2[0056]本實施例中所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統同實施例1，基于本實施例中所述的分離 系統的分離方法為[0057]a.將壓力為4bar的三聚氰胺尾氣送入尾氣壓縮機一段I進行壓縮，一段出口壓力為8. 5bar，溫度升至234°C，噴入由水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液后溫度降至140°C。 然后再送入壓縮機二段2繼續壓縮，將氣體壓縮至15bar、223°C。[0058]b.將壓縮后的氣體送入二氧化碳分離塔3底部，二氧化碳分離塔3的上、中、下部分別送入來自水分離塔5塔底的水、來自水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液和來自氨分離塔16底部的濃氨碳水溶液的混合液。防腐空氣經再沸器4進入二氧化碳分離塔3。 二氧化碳分離塔3的操作壓力為15bar，塔頂溫度7(T80°C，塔釜溫度155 161°C。氨含量 (50ppm的二氧化碳氣體從二氧化碳分離塔3塔頂排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液從塔底排出。[0059]c.從二氧化碳分離塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液經換熱器8和換熱器7后送入水分離塔5。水分離塔5底部附有再沸器9，防腐空氣經再沸器9進入水分離塔。水分離塔5的操作壓力約為2bar，回流冷凝器11出口溫度68 74°C，塔釜溫度 117 121°C。水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液分別送往二氧化碳分離塔3和尾氣壓縮機一段I出口管；底部采出的水經升壓泵17升壓、換熱器10和冷卻器12冷卻后分別送往二氧化碳分離塔3頂部和惰洗塔23頂部，所述冷卻器12為空冷器，氨、二氧化碳和水的混合氣體從水分離塔5的頂部蒸出。[0060]d.水分離塔5頂部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合氣體送往氨分離塔16底部，從氨分離塔16頂部送入循環的氨水。氨分離塔16的操作壓力為2bar，回流冷凝器26出口溫度48飛3°C，塔釜溫度6(T71°C。氨分離塔16底部采出的濃氨碳水溶液經升壓泵15、換熱器 10、換熱器7后送入二氧化碳分離塔3，從所述氨分離塔16的頂部分離出氨氣。[0061]實施例3[0062]本實施例中所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統同實施例1，基于本實施例中所述的分離系統的分離方法為[0063]a.將壓力為4bar的三聚氰胺尾氣送入尾氣壓縮機一段I進行壓縮，一段出口壓力為10. lbar，溫度升至257°C，噴入由水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液后溫度降至 140°C。然后再送入壓縮機二段2繼續壓縮，將氣體壓縮至25bar、258°C。[0064]b.將壓縮后的氣體送入二氧化碳分離塔3底部，二氧化碳分離塔3的上、中、下部分別送入來自水分離塔5塔底的水、來自水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液和來自氨分離塔16底部的濃氨碳水溶液的混合液。防腐空氣經再沸器4進入二氧化碳分離塔3。 二氧化碳分離塔3的操作壓力為25bar，塔頂溫度8(T90°C，塔釜溫度18(Tl86°C。氨含量 (50ppm的二氧化碳氣體從二氧化碳分離塔3塔頂排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液從塔底排出。[0065]c.從二氧化碳分離塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液經換熱器8和換熱器7后送入水分離塔5。防腐空氣經再沸器9進入水分離塔5。水分離塔5的操作壓力約為2bar，回流冷凝器11出口溫度68 74°C，塔釜溫度117 1 21°C。水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液分別送往二氧化碳分離塔3和尾氣壓縮機一段I出口管；底部采出的水經升壓泵17升壓、換熱器10和冷卻器12冷卻后分別送往二氧化碳分離塔3頂部和惰洗塔 23頂部，所述冷卻器12為空冷器，氨、二氧化碳和水的混合氣體從水分離塔5的頂部蒸出。[0066]d.水分離塔5頂部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合氣體送往氨分離塔16底部，從氨分離塔16頂部送入循環的氨水。氨分離塔16的操作壓力為2bar，回流冷凝器26出口溫度48飛3°C，塔釜溫度6(T71°C。氨分離塔16底部采出的濃氨碳水溶液經升壓泵15、換熱器 10、換熱器7后送入二氧化碳分離塔3，從所述氨分離塔16的頂部分離出氨氣。[0067]實施例4[0068]本實施例中所述的用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統同實施例1，基于本實施例中所述的分離系統的分離方法為[0069]a.將壓力為4bar的三聚氰胺尾氣送入尾氣壓縮機一段I進行壓縮，一段出口壓力為8. 6bar，溫度升至234°C，噴入由水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液后溫度降至 140°C。然后再送入壓縮機二段2繼續壓縮，將氣體壓縮至18bar、234°C。[0070]b.將壓縮后的氣體送入二氧化碳分離塔3底部，二氧化碳分離塔3的上、中、下部分別送入來自水分離塔5塔底的水、來自水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液和來自氨分離塔16底部的濃氨碳水溶液的混合液。防腐空氣經再沸器4進入二氧化碳分離塔3。 二氧化碳分離塔3的操作壓力為18bar，塔頂溫度7(T90°C，塔釜溫度165 170°C。氨含量 (50ppm的二氧化碳氣體從二氧化碳分離塔3塔頂排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液從塔底排出。[0071 ] c.從二氧化碳分離塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液經換熱器8和換熱器7后送入水分離塔5。防腐空氣經再沸器9進入水分離塔5。水分離塔5的操作壓力約為4bar，回流冷凝器11出口溫度85、5°C，塔釜溫度138 143. 5°C。水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液分別送往二氧化碳分離塔3和尾氣壓縮機一段I出口管；底部采出的水經升壓泵17升壓、換熱器10和冷卻器12冷卻后分別送往碳分離塔頂部和惰洗塔23頂部， 所述冷卻器12為空冷器，氨、二氧化碳和水的混合氣體從水分離塔5的頂部蒸出。[0072]d.水分離塔5頂部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合氣體送往氨分離塔16底部，從氨分離塔16頂部送入循環的氨水。氨分離塔16的操作壓力為4bar，回流冷凝器26出口溫度55飛2°C，塔釜溫度75 85°C。氨分離塔16底部采出的濃氨碳水溶液經升壓泵15、換熱器 10、換熱器7后送入二氧化碳分離塔3，從所述氨分離塔16的頂部分離出氨氣。[0073]實施例5[0074]本實施例中所述的氨和二氧化碳混合氣體的分離系統如圖3所示，包括[0075]二氧化碳分離塔3，所述二氧化碳分離塔3的底部附有再沸器4，與所述二氧化碳分離塔3塔底的氨碳水溶液出口連接設置有升壓泵27、換熱器8和換熱器7 ；[0076]與所述二氧化碳分離塔3連接設置有水分離塔5，水分離塔5底部附有再沸器9， 頂部設置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11為空冷器，所述水分離塔5的中部設置有側線采出泵6，所述側線采出泵6從所述水分離塔5的側線采出稀氨碳水溶液；與所述水分離塔5的底部出水口連接設置有升壓泵17 ；[0077]與所述水分離5塔連接設置有氨分離塔16，所述氨分離塔16頂部附有回流冷凝器 26，中部附有循環泵14和循環冷卻器13，所述循環冷卻器13為空冷器；所述氨分離塔底的濃氨碳水溶液出口連接設置有升壓泵15。所述系統還設置有對所述氨和二氧化碳混合氣體進行壓縮的氣體壓縮裝置，所述氣體壓縮裝置的出口與所述二氧化碳分離塔3相連通。本實施例中所述氣體壓縮裝置為多段氣體壓縮裝置，包括壓縮機一段I和壓縮機二段2。[0079]基于本實施例中所述的分離系統的分離方法中，碳分離塔、水分離塔、氨分離塔的操作壓力均為18bar，氨分離塔分出的氨氣用以水為冷卻介質的氨氣冷凝器冷凝成液氨。具體方法如下[0080]a.將壓力為4bar的三聚氰胺尾氣送入尾氣壓縮機一段I進行壓縮，一段出口壓力為8. 6bar，溫度升至234°C，噴入由水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液后溫度降至 140°C。然后再送入壓縮機二段2繼續壓縮，將氣體壓縮至18bar、234°C。[0081]b.將壓縮后的氣體送入二氧化碳分離塔3底部，二氧化碳分離塔3的上、中、下部分別送入來自水分離塔5塔底的水、來自水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液和來自氨分離塔16底部的濃氨碳水溶液的混合液。二氧化碳分離塔3底部附有再沸器4，防腐空氣經再沸器4進入二氧化碳分離塔3。二氧化碳分離塔3的操作壓力為18bar，塔頂溫度7(T90°C， 塔釜溫度165 170°C。氨含量< 50ppm的二氧化碳氣體從二氧化碳分離塔3塔頂排出；含少量二氧化碳的氨碳水溶液從塔底排出。[0082]c.從二氧化碳分離塔3塔底排出的含少量二氧化碳的氨碳水溶液由泵27泵出， 經換熱器8和換熱器7后送入水分離塔5。水分離塔5底部附有再沸器9，防腐空氣經再沸器9進入水分離塔5。水分離塔5的頂部設置有回流冷凝器11，所述回流冷凝器11為空冷器，水分離塔5的中部設置有側線采出泵6。水分離塔5的操作壓力約為18bar，回流冷凝器11出口溫度137 142°C，塔釜溫度20(T206°C。水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液分別送往二氧化碳分離塔3和尾氣壓縮機一段I出口管；底部采出的水經泵17、換熱器7和冷卻器12冷卻后分別送往碳分離塔3頂部和惰洗塔23頂部，所述冷卻器12為空冷器，氨、 二氧化碳和水的混合氣體從水分離塔5的頂部蒸出。[0083]d.水分離塔5頂部蒸出的氨、二氧化碳和水的混合氣體送往氨分離塔16底部。從氨分離塔16頂部送入循環的氨水，氨分離塔16頂部附有回流冷凝器26，中部附有循環泵 14和循環冷卻器13，所述循環冷卻器13為空冷器。氨分離塔16的操作壓力為18bar，回流冷凝器26出口溫度42 45°C，塔釜溫度97 140°C。氨分離塔16底部采出的濃氨碳水溶液經泵15送入二氧化碳分離塔3，從所述氨分離塔16的頂部分離出氨氣。[0084]e.氨分離塔16的頂部分離出的氨氣進入氨氣冷凝器22，氨氣被冷凝成液氨，未被冷凝的惰性氣體送往惰洗塔23。惰洗塔23附有循環泵25和循環冷卻器24，補充水和循環的水送入惰洗塔23的頂部。洗滌后的氨含量< 30ppm的惰性氣體由塔頂排入大氣，塔底的氨水送往氨分離塔16。[0085]氨氣的壓縮[0086]將實施例1-4中氨分離塔16頂部分離出的氨氣送往螺桿壓縮機一段18進行壓縮，壓縮后的氨氣進入分凝器19冷至44 46°C，冷凝下來的液體一部分送往并噴入一段的入口管，余下的液體送往氨分離塔16。分凝器19出來的氣體進入螺桿壓縮機二段繼續壓縮至ISbar后進入分凝器21冷至45 47°C，冷凝下來的液體一部分送往并噴入螺桿壓縮機二段20的入口管，余下的液體送往氨分離塔16。由分凝器21出來的氣體進入氨氣冷凝器 22，氨氣被冷凝成液氨，未被冷凝的惰性氣體送往惰洗塔23。惰洗塔23附有循環泵25和循環冷卻器24，補充水和循環的水送入惰洗塔23的頂部。洗滌后的氨含量彡30ppm的惰性氣體由塔頂排入大氣，塔底的氨水送往氨分離塔。上述實施例中均采用了兩段壓縮的方式對三聚氰胺尾氣進行壓縮，作為可選擇的實施方式，也可以采用單段或者兩段以上的方式進行壓縮。此外，作為優選的實施方式，為了進一步降低能耗，上述實施例中的回流冷凝器11、冷卻器12、循環冷卻器13均為空冷器， 作為可選擇的實施方式，上述裝置也可以采用其它形式的冷卻器；同樣作為優選的實施方式，上述實施例中的水分離塔5的中部設置有側線采出泵6，作為可選擇的實施方式，也可以不采用所述水分離塔5側線采出的稀氨碳水溶液。[0088]還需要說明的是本發明中所述的分離方法不僅適用于三聚氰胺尾氣，也適用于氨氣和二氧化碳質量比為O. 5-1. 5之間任一比值且水含量< 15%的氨、二氧化碳和水的混合氣體的分離。[0089]實施例與比較例的節能效果測試[0090]為了證明本實用新型所述技術方案的節能效果，現將實施例和比較例中每回收一噸液氨消耗的蒸汽量、電量和冷卻水量進行了測定，列于下表[0091]表I :每回收I噸液氨的能耗[0092]
權利要求1.一種用于氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，包括二氧化碳分離塔；與所述二氧化碳分離塔連接設置有水分離塔；與所述水分離塔連接設置有氨分離塔；其特征在于，所述系統還設置有對所述氨和二氧化碳混合氣體進行壓縮的氣體壓縮裝置，所述氣體壓縮裝置的出口與所述二氧化碳分離塔相連通。
2.根據權利要求I所述的系統，其特征在于，所述氣體壓縮裝置為多段氣體壓縮裝置。
3.根據權利要求I或2所述的氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，其特征在于，所述水分離塔的頂部設置有回流冷凝器，所述回流冷凝器為空冷器。
4.根據權利要求3所述的系統，其特征在于，所述氨分離塔的下部和/或中部設置有循環泵和循環冷卻器。
5.根據權利要求4所述的系統，其特征在于，所述氨分離塔的循環冷卻器是空冷器。
6.根據權利要求4或5所述的系統，其特征在于，所述水分離塔的中部設置有側線采出栗。
專利摘要本實用新型提供了一種氨和二氧化碳混合氣體的分離系統，該系統首先對氨和二氧化碳混合氣體進行壓縮，使壓力升至15-25bar后再送入二氧化碳分離塔，然后再依次進入水分離塔和氨分離塔，這樣設置的優點在于壓縮尾氣所消耗的電能轉化為尾氣的焓，尾氣中的氨氣在碳分離塔中被吸收時所放出的大量熱量得到有效利用；同時本實用新型從所述水分離塔的側線分離出稀氨碳水溶液，從而大大降低了水分離塔的負荷，減少了能耗。此外，本實用新型還將混合氣體的壓縮分為多段，段間冷卻采用直接噴液冷卻法，而非傳統的間接水冷法，其優點是顯熱轉化為潛熱，但物流的總焓值保持不變。本實用新型的第四個優點是采用空冷器代替以循環冷卻水為冷卻介質的冷卻器，從而降低了能耗。
文檔編號C01C1/12GK202620989SQ20122027785
公開日2012年12月26日 申請日期2012年6月13日 優先權日2012年6月13日
發明者唐印, 龔元德, 劉朝慧, 宋國天, 陳輝, 孔杰, 李忠云 申請人:北京燁晶科技有限公司, 四川金象賽瑞化工股份有限公司