一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置及方法
【專利摘要】本發(fā)明公開(kāi)了一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置及方法。吸收塔底富液經(jīng)降壓后進(jìn)入一級(jí)高壓閃蒸罐，閃蒸氣相作為燃料氣使用，閃蒸液相經(jīng)換熱后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐，二級(jí)高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、分離后進(jìn)入CO2壓縮機(jī)送至尿素工段，分離液相回流至二級(jí)高壓閃蒸罐，閃蒸液相經(jīng)降壓后進(jìn)入低壓閃蒸罐，低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、分離后進(jìn)入CO2回收裝置，分離液相回流至低壓閃蒸罐，閃蒸液相部分經(jīng)換熱后進(jìn)解析塔，余下部分進(jìn)入吸收塔。解析塔頂氣進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐，塔底液部分與低變氣換熱返塔，余下部分經(jīng)冷卻后進(jìn)吸收塔，吸收塔頂氣經(jīng)分離器送入甲烷化爐。本發(fā)明使用多級(jí)閃蒸解析工藝，提高了CO2產(chǎn)量并降低了吸收塔底富液解析過(guò)程能耗。
【專利說(shuō)明】
一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置及 方法
技術(shù)領(lǐng)域
[0001] 本發(fā)明涉及一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離方法，特別是通過(guò) 多級(jí)閃蒸解析和吸收過(guò)程混合實(shí)現(xiàn)吸收塔底富液中C〇2氣體的分離純化。
【背景技術(shù)】
[0002] 為控制合成氨反應(yīng)進(jìn)料的純度和比例，避免催化劑中毒，來(lái)自反應(yīng)部分低變氣中 的C02必須在合成氨工序之前及時(shí)除凈。以醇胺（甲基二乙醇胺，MDEA、單乙醇胺，MEA)作為 C0 2吸收劑具有較明顯的優(yōu)點(diǎn)：吸收與解析溫度低、溶液熱容小，再生能耗低，氣體凈化純度 高，溶液無(wú)腐蝕，溶劑蒸汽壓低，溶劑消耗量少等。該醇胺法屬于多胺脫碳法，以MDEA、MEA或 MDEA和MEA的混合水溶液為脫碳液，在溶液中還加入了活化劑，是一種兼具物理吸收和化學(xué) 吸收的脫碳方法。由于該方法的脫碳能力大，C0 2凈化度高，溶劑損失量少，還能再脫碳的同 時(shí)，脫除一定量的含硫物質(zhì)，因此被廣泛的應(yīng)用。而合成氨脫碳(C0 2)是天然氣生產(chǎn)合成氨 工藝中繼一段轉(zhuǎn)化后能量消耗最大的工序。因此，如何通過(guò)技術(shù)創(chuàng)新提高工藝過(guò)程能量利 用效率顯得尤為重要。
[0003] 氨是重要的化工原料之一，被廣泛用于生產(chǎn)各種氮肥料，如尿素、硝酸銨、碳酸氫 銨、氯化銨以及含氮復(fù)合肥料，而液氨本身就是一種高效的單數(shù)肥料，可被直接使用。合成 氨生產(chǎn)中的脫碳既可制取尿素原料，又可除去合成氨催化劑的毒素物質(zhì)C0 2,因此合成氨脫 碳工藝具有重要的工業(yè)價(jià)值。利用醇胺脫除低變氣中C02是以熱加工、高壓分離過(guò)程為主的 高能耗、高物耗過(guò)程工藝。吸收塔底富液包含H 2、CO、C02、MDEA、MEA和H20等。由于目前合成氨 脫碳吸收塔底富液解析過(guò)程缺乏與下游尿素工段壓縮機(jī)進(jìn)行壓力聯(lián)合，未考慮壓力能的綜 合優(yōu)化工藝創(chuàng)新設(shè)計(jì)和全局集成，現(xiàn)有合成氨脫碳工藝主要存在問(wèn)題如下：（1)為分離出吸 收塔底富液中的C0 2,高壓的富液經(jīng)液力透平、節(jié)流閥降壓至常壓，得到最終的低壓C02產(chǎn)品 后，又需C0 2壓縮機(jī)升壓送入下游尿素工段完成合成反應(yīng)，吸收塔底富液解析C02過(guò)程存在重 復(fù)降壓、升壓過(guò)程，這無(wú)形中增大了壓力能的消耗；（2)高溫的低變氣熱量未被充分利用，增 大了進(jìn)吸收塔底的氣相溫度，降低了吸收塔效率，增大了貧液、半貧液的循環(huán)量，無(wú)形中增 大了吸收塔的處理量及能耗。因此，合成氨脫碳吸收塔底富液高耗能分離過(guò)程的節(jié)能型工 藝創(chuàng)新對(duì)提高了 C02產(chǎn)量、降低脫碳成本、減少壓力能耗和資源消耗極為重要。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0004] 本發(fā)明的目的是針對(duì)現(xiàn)有工藝技術(shù)中存在的不足，提供一種合成氨脫碳吸收塔底 富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置及分離方法。
[0005] 本發(fā)明使用多級(jí)閃蒸和吸收過(guò)程混合實(shí)現(xiàn)吸收塔底富液壓力能與低變氣熱能的 回收，顯著提高了C02氣相產(chǎn)品進(jìn)入下游尿素工段的壓力，進(jìn)而降低了C0 2壓縮機(jī)負(fù)荷，最終 實(shí)現(xiàn)本裝置與下游尿素工段進(jìn)行壓力能集成的合成氨脫碳吸收塔底富液多級(jí)閃蒸解析的 目的。
[0006] 一種用于合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置，包括吸收塔塔頂分 離罐、c〇 2吸收塔、水冷凝器、低壓閃蒸罐頂分離罐、低壓閃蒸罐頂冷凝器、低壓閃蒸罐、C〇2壓 縮機(jī)、節(jié)流閥、液力透平、貧液/半貧液換熱器、解析塔、低變氣/解析塔底液換熱器、一級(jí)高 壓閃蒸罐、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽水換熱器、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂分 離罐、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂冷凝器和二級(jí)高壓閃蒸罐；
[0007] 其中，吸收塔塔底富液出口與液力透平入口相連接，液力透平出口與一級(jí)高壓閃 蒸罐入口連接，一級(jí)高壓閃蒸罐頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級(jí)高壓閃蒸罐底 部液相出口與低變氣/ 一級(jí)高壓閃蒸罐底富液換熱器殼程入口連接，殼程出口與二級(jí)高壓 閃蒸罐頂部液相入口連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂部氣相出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂冷卻器殼程 入口相連接，殼程出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液 分離罐頂部氣相出口與下游尿素工段c〇 2壓縮機(jī)入口相連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離 罐底部液相出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂回流入口相連接，二級(jí)高壓閃蒸罐底部液相出口與節(jié) 流閥入口相連接，節(jié)流閥出口與低壓閃蒸罐入口相連接，低壓閃蒸罐頂部氣相與低壓閃蒸 罐頂冷卻器殼程相連接、殼程出口與低壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口相連接，低壓閃蒸罐頂 氣液分離罐頂部氣相與c〇 2產(chǎn)品入口相連接，低壓閃蒸罐頂氣液分離罐底部液相出口與低 壓閃蒸罐頂回流入口相連接，部分低壓閃蒸罐底部液相與吸收塔中部液相入口相連接，低 壓閃蒸罐底部余下部分液相與半貧液/貧液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與解析塔頂 部液相入口相連接，解析塔頂部氣相與二級(jí)高壓閃蒸罐底部氣相入口相連接，解析塔底部 液相與半貧液/貧液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與貧液冷卻器殼程連接，貧液冷卻器 殼程出口與吸收塔頂部液相入口相連接，低變氣與低變氣/解析塔底液換熱器殼程入口相 連接，殼程出口與低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與低變氣/除 鹽水換熱器殼程入口相連接，殼程出口與吸收塔底氣相入口連接，吸收塔頂部氣相與〇) 2吸 收塔頂氣液分離罐入口相連接，c〇2吸收塔頂氣液分離罐氣相與甲烷化爐入口連接，c〇 2吸收 塔頂氣液分離罐液相與吸收塔頂回流入口連接。
[0008] 利用上述合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置進(jìn)行分離的方法，包 括如下步驟：
[0009] (1)吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓、一級(jí)高壓閃蒸罐閃蒸后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐 閃蒸；
[0010] (2) -級(jí)高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器換熱升溫后進(jìn)入二級(jí) 高壓閃蒸罐;二級(jí)高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進(jìn)入c〇2壓縮機(jī)送入下游尿素工段， 分離出的液相回流入二級(jí)高壓閃蒸罐;閃蒸出的液相經(jīng)節(jié)流閥降壓后進(jìn)入低壓閃蒸罐；
[0011] (3)低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進(jìn)C02回收裝置，部分低壓閃蒸罐底液相 作為半貧液進(jìn)入吸收塔中部，余下部分液相經(jīng)換熱升溫后進(jìn)入解析塔頂部；
[0012] (4)解析塔頂氣相進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐內(nèi)閃蒸，解析塔底液相作為貧液經(jīng)冷卻降 溫后送入吸收塔頂部；
[0013] (5)低變氣經(jīng)一系列換熱器冷卻降溫后進(jìn)入吸收塔底部，并在吸收塔內(nèi)與貧液和 半貧液逆流接觸脫除C0 2，吸收塔塔頂凈化氣經(jīng)氣液分離后去甲烷化爐。
[0014] 在上述的多級(jí)閃蒸解析分離方法中，步驟（1)中吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓前 的壓力為3 ? 0~3 ? 4MPa、溫度為65~85°C ; -級(jí)高壓閃蒸罐壓力為0 ? 8~1 ? 2MPa、溫度為65~ 85°C。步驟(1)是為了回收部分高壓吸收塔底富液的壓力能及其中的(：0、出燃料氣。
[0015] 在上述的多級(jí)閃蒸解析分離方法中，步驟（2)中二級(jí)高壓閃蒸罐壓力為0.8~ 1.2MPa、溫度為80~100°C;二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐壓力為0.8~1.2MPa、溫度為30~ 50°C。步驟(2)是為了在不降低一級(jí)高壓閃蒸罐底富液壓力的同時(shí)，回收富液中的C0 2產(chǎn)品。
[0016] 在上述的多級(jí)閃蒸解析分離方法中，步驟(3)中低壓閃蒸罐壓力為0.1~0.3MPa、 溫度為70~90 °C;低壓閃蒸罐頂氣液分離罐壓力為0.1~0.3MPa、溫度為30~50 °C。步驟(3) 是為了進(jìn)一步解析富液中殘余的C02氣體，回收C02氣體。
[0017]在上述的多級(jí)閃蒸解析分離方法中，步驟(4)中解析塔塔頂壓力為0.1~0.3MPa、 塔頂溫度為50~70°C，塔底溫度為100~120°C，解析塔底液相部分再沸后的溫度為100~ 120°C，余下部分冷卻降溫后溫度為50~70°C。步驟(4)是為了進(jìn)一步的解析富液中的H 2、 CO、C02及輕烴氣體，回收吸收劑MDEA、MEA。
[0018] 在上述的多級(jí)閃蒸解析分離方法中，步驟(5)中吸收塔塔頂壓力為2.8~3.2MPa， 塔頂溫度為50~70°C，塔底溫度為70~90°C ;吸收塔頂氣液分離罐壓力為2.8~3.2MPa、溫 度為50~70°C ;吸收塔頂凈化氣C02體積含量為0.05~0.1 %。步驟(5)是為了利用貧液和半 貧液在吸收塔內(nèi)吸收低變氣中的C02氣體，避免C02氣體對(duì)合成氨催化劑的毒害。
[0019] 本發(fā)明使用多級(jí)閃蒸解析和吸收過(guò)程混合實(shí)現(xiàn)吸收塔底富液壓力能與低變氣熱 能的回收。解析設(shè)備主要包括:一級(jí)高壓閃蒸罐、二級(jí)高壓閃蒸罐、低壓閃蒸罐與解析塔;吸 收設(shè)備主要包括:吸收塔。
[0020] 另一方面，本發(fā)明還提供了一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離設(shè) 備，其特征在于使用多級(jí)閃蒸和吸收過(guò)程混合實(shí)現(xiàn)吸收塔底富液壓力能與低變氣熱能的回 收，所述設(shè)備包含:吸收塔塔頂分離罐、C0 2吸收塔、水冷凝器、低壓閃蒸罐頂分離罐、低壓閃 蒸罐頂冷凝器、低壓閃蒸罐、C02壓縮機(jī)、節(jié)流閥、液力透平、貧液/半貧液換熱器、解析塔、低 變氣/解析塔底液換熱器、一級(jí)高壓閃蒸罐、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽 水換熱器、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂分離罐、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂冷凝器、二級(jí)高壓閃蒸罐。
[0021] 與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有如下有益效果：
[0022] (1)本發(fā)明使用多級(jí)閃蒸解析與吸收相結(jié)合的分離方法，通過(guò)吸收塔塔底富液的 多級(jí)閃蒸，使吸收塔塔底富液的壓力能得到充分利用，并漸次分離，減少分離過(guò)程壓力能的 消耗及其壓力煙損，壓力能的消耗降低50~70% ;
[0023] (2)本發(fā)明方法通過(guò)多級(jí)閃蒸在減少分離過(guò)程壓力能消耗的同時(shí)，充分利用了高 溫的低變氣熱量，降低了進(jìn)入吸收塔內(nèi)低變氣的溫度，提高了吸收塔效率，減小了貧液、半 貧液的循環(huán)量，可以消除合成氨脫碳裝置擴(kuò)產(chǎn)的吸收塔瓶頸，降低擴(kuò)產(chǎn)成本。
【附圖說(shuō)明】
[0024] 圖1為本發(fā)明合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離工藝流程示意圖。
[0025] 其中，1-吸收塔塔頂分離罐，2-C02吸收塔，3-水冷凝器，4-低壓閃蒸罐頂分離罐， 5_低壓閃蒸罐頂冷凝器，6-低壓閃蒸罐，7-C0 2壓縮機(jī)，8-節(jié)流閥，9-液力透平，10-貧液/半 貧液換熱器，11-解析塔，12-低變氣/解析塔底液換熱器，13--級(jí)高壓閃蒸罐，14-低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器，15-低變氣/除鹽水換熱器，16-二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂分離罐，17-二 級(jí)高壓閃蒸罐塔頂冷凝器，18-二級(jí)高壓閃蒸罐
[0026] 圖2為現(xiàn)有工業(yè)中常見(jiàn)的合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離的工藝流程示意圖。
[0027] 其中，1-吸收塔塔頂分離罐，2-C02吸收塔，3-水冷凝器，4-低壓閃蒸罐頂分離罐， 5_低壓閃蒸罐頂冷凝器，6-低壓閃蒸罐，7-C0 2壓縮機(jī)，8-節(jié)流閥，9-液力透平，10-貧液/半 貧液換熱器，11-解析塔，12-低變氣/解析塔底液換熱器，13--級(jí)高壓閃蒸罐，14-低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器
【具體實(shí)施方式】
[0028] 以下通過(guò)具體實(shí)施例詳細(xì)說(shuō)明本發(fā)明的實(shí)施過(guò)程和產(chǎn)生的有益效果，旨在幫助閱 讀者更好地理解本發(fā)明的實(shí)質(zhì)和特點(diǎn)，不作為對(duì)本案可實(shí)施范圍的限定。
[0029] 實(shí)施例1:
[0030]如圖1所示，一種用于合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置，包括吸 收塔塔頂分離罐1、C02吸收塔2、水冷凝器3、低壓閃蒸罐頂分離罐4、低壓閃蒸罐頂冷凝器5、 低壓閃蒸罐6、C0 2壓縮機(jī)7、節(jié)流閥8、液力透平9、貧液/半貧液換熱器10、解析塔11、低變氣/ 解析塔底液換熱器12、一級(jí)高壓閃蒸罐13、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器14、低變氣/除鹽 水換熱器15、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂分離罐16、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂冷凝器17、二級(jí)高壓閃蒸 罐18;
[0031]其中，吸收塔2塔底富液出口與液力透平9入口相連接，液力透平9出口與一級(jí)高壓 閃蒸罐13入口連接，一級(jí)高壓閃蒸罐13頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級(jí)高壓閃 蒸罐13底部液相出口與低變氣/ 一級(jí)高壓閃蒸罐底富液換熱器14殼程入口連接，殼程出口 與二級(jí)高壓閃蒸罐18頂部液相入口連接，二級(jí)高壓閃蒸罐18頂部氣相出口與二級(jí)高壓閃蒸 罐頂冷卻器17殼程入口相連接，殼程出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16入口連接，二 級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16頂部氣相出口與下游尿素工段C0 2壓縮機(jī)7入口相連接，二級(jí) 高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16底部液相出口與二級(jí)高壓閃蒸罐18頂回流入口相連接，二級(jí)高 壓閃蒸罐18底部液相出口與節(jié)流閥8入口相連接，節(jié)流閥8出口與低壓閃蒸罐6入口相連接， 低壓閃蒸罐6頂部氣相與低壓閃蒸罐頂冷卻器5殼程相連接、殼程出口與低壓閃蒸罐頂氣液 分離罐4入口相連接，低壓閃蒸罐頂氣液分離罐4頂部氣相與C0 2產(chǎn)品入口相連接，低壓閃蒸 罐頂氣液分離罐4底部液相出口與低壓閃蒸罐6頂回流入口相連接，部分低壓閃蒸罐6底部 液相與吸收塔2中部液相入口相連接，低壓閃蒸罐6底部余下部分液相與半貧液/貧液換熱 器10殼程入口相連接，殼程出口與解析塔11頂部液相入口相連接，解析塔11頂部氣相與二 級(jí)高壓閃蒸罐18底部氣相入口相連接，解析塔11底部液相與半貧液/貧液換熱器10殼程入 口相連接，殼程出口與貧液冷卻器3殼程連接，貧液冷卻器3殼程出口與吸收塔2頂部液相入 口相連接，低變氣與低變氣/解析塔底液換熱器12殼程入口相連接，殼程出口與低變氣/ 一 級(jí)閃蒸罐底液換熱器14殼程入口相連接，殼程出口與低變氣/除鹽水換熱器15殼程入口相 連接，殼程出口與吸收塔2底氣相入口連接，吸收塔2頂部氣相與C0 2吸收塔頂氣液分離罐1 入口相連接，C02吸收塔頂氣液分離罐1氣相與甲烷化爐入口連接，C0 2吸收塔頂氣液分離罐1 液相與吸收塔2頂回流入口連接。
[0032]利用上述合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置進(jìn)行分離，其分離方 法及步驟如下：
[0033] (1)壓力為3 ? 0~3 ? 4MPa、溫度為65~85°C的吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓至0 ? 8 ~1.2MPa后，進(jìn)入一級(jí)高壓閃蒸罐，一級(jí)高壓閃蒸罐氣相作為燃料氣送出裝置，液相經(jīng)換熱 后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐。
[0034] (2) -級(jí)高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器換熱升溫至80~100 °C 后，該液相保持一級(jí)閃蒸罐的壓力0.8~1.2MPa不變，進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐閃蒸，二級(jí)高壓 閃蒸氣相經(jīng)冷卻器降溫至30~50°C后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐實(shí)現(xiàn)氣液分離，分 離出的高壓C02氣相產(chǎn)品經(jīng)C0 2壓縮機(jī)被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至二 級(jí)高壓閃蒸罐內(nèi)繼續(xù)閃蒸，二級(jí)高壓閃蒸罐液相經(jīng)節(jié)流閥降壓至0.1~〇.3MPa后進(jìn)入低壓 閃蒸罐。
[0035] (3)低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻器降溫至30~50°C后進(jìn)入低壓閃蒸罐頂氣液分離罐實(shí) 現(xiàn)氣液分離，分離出的c〇2氣體被送入氣相回收裝置，液相回流至低壓閃蒸罐內(nèi)繼續(xù)閃蒸， 部分低壓閃蒸罐液相作為半貧液以55~75°C送入吸收塔中部，余下部分液相經(jīng)換熱后進(jìn)入 解析塔內(nèi)。
[0036] (4)余下部分低壓閃蒸罐底液相與半貧液/貧液換熱器換熱至50~70°C后進(jìn)入解 析塔頂部，解析塔頂氣相進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐內(nèi)繼續(xù)閃蒸，塔底液相作為貧液經(jīng)半貧液/貧 液換熱器、水冷卻器冷卻至40~60°C后送入吸收塔頂部。
[0037] (5)低變氣經(jīng)低變氣/解析塔底液換熱器、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器、低變 氣/除鹽水換熱器冷卻至30~50°C后送入吸收塔底部；吸收塔頂氣相經(jīng)分離器氣液分離至 凈化氣中C〇2體積含量降至0.05~0.1 %后去甲烷化爐。
[0038]在上述方法中，所述一級(jí)高壓閃蒸罐壓力為0.8~1.2MPa、溫度為65~85°C;二級(jí) 高壓閃蒸罐壓力為0.8~1.2MPa、溫度為80~100°C ;低壓閃蒸罐壓力為0? 1~0.3MPa、溫度 為70~90 °C;解吸塔塔頂壓力為0.1~0.3MPa，塔頂溫度為50~70°C，塔底溫度為100~120 °C ;吸收塔塔頂壓力為2.8~3.2MPa，塔頂溫度為50~70°C，塔底溫度為70~90°C。
[0039] 對(duì)比例1:
[0040] 圖2為現(xiàn)有工業(yè)(對(duì)比例1)中常見(jiàn)的合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離的工藝流 程示意圖，該工藝中包括如下設(shè)備:吸收塔塔頂分離罐1、C0 2吸收塔2、水冷凝器3、低壓閃蒸 罐頂分離罐4、低壓閃蒸罐頂冷凝器5、低壓閃蒸罐6、C02壓縮機(jī)7、節(jié)流閥8、液力透平9、貧 液/半貧液換熱器10、解析塔11、低變氣/解析塔底液換熱器12、一級(jí)高壓閃蒸罐13、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器14;
[0041] 其中，現(xiàn)有流程與新流程區(qū)別在于新流程新增設(shè)低變氣/除鹽水換熱器15,二級(jí)高 壓閃蒸罐18,二級(jí)高壓閃蒸罐頂冷凝器17,二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16,其他設(shè)備、流 程及操作參數(shù)均相同。
[0042]其分離解析方法步驟如下：
[0043] (l)3.20MPa的高壓吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓至l.OOMPa后，進(jìn)入高壓閃蒸罐， 高壓閃蒸罐氣相作為燃料氣送出裝置。
[0044] (2)高壓閃蒸罐液相經(jīng)節(jié)流閥減壓至0.20MPa后進(jìn)入低壓閃蒸罐閃蒸，低壓閃蒸氣 相經(jīng)冷卻器降溫至40°C后進(jìn)入低壓閃蒸罐頂氣液分離罐實(shí)現(xiàn)氣液分離，分離出的低壓C0 2 氣相產(chǎn)品經(jīng)C02壓縮機(jī)被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至低壓閃蒸罐內(nèi)繼 續(xù)閃蒸。
[0045] (3)部分低壓閃蒸罐底液相與半貧液/貧液換熱器換熱至110°C后進(jìn)入解析塔頂 部，解析塔頂氣相送入低壓閃蒸罐內(nèi)閃蒸，液相作為貧液經(jīng)半貧液/貧液換熱器、水冷卻器 冷卻至51°C后送入吸收塔頂部。
[0046] (4)低變氣經(jīng)低變氣/解析塔底液換熱器、低變氣/除鹽水換熱器冷卻至70°C后送 入吸收塔底部。
[0047] (5)吸收塔頂氣相經(jīng)分離器氣液分離至凈化氣中⑶2體積含量降至0.46%后去甲 烷化爐。表1列出了用于本對(duì)比例中的原料及組成。
[0048] 本實(shí)施例1以某化工廠82萬(wàn)噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液裝置為例，具體說(shuō)明本 發(fā)明多級(jí)閃蒸分離解析方法。
[0049] 表1為該化工廠82萬(wàn)噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離對(duì)比例1及實(shí)施例1 裝置原料及組成，兩工藝原料、組成、產(chǎn)品規(guī)定及吸收劑(a-MDEA)完全相同，其中，實(shí)施例流 程如圖1所示，對(duì)比例如圖2所示。實(shí)施例1中低變氣經(jīng)三個(gè)換熱器冷卻至50°C后進(jìn)入吸收塔 內(nèi)，一級(jí)高壓閃蒸罐底液相壓力為l.OMPa，經(jīng)換熱升溫至85°C后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐，閃蒸 出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，保持l.OMPa的壓力進(jìn)入C0 2壓縮機(jī)中送入下游尿素工段。解吸塔 底液溫度為110 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)貧液溫度為60 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為68 °C。對(duì)比 例1中低變氣經(jīng)兩個(gè)換熱器冷卻至70°C后進(jìn)入吸收塔內(nèi)，一級(jí)高壓閃蒸罐底液相壓力為 l.OMPa，經(jīng)節(jié)流閥將壓至O.IMPa后進(jìn)入低壓閃蒸罐，閃蒸出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，部分進(jìn) 入C0 2壓縮機(jī)中送入下游尿素工段，余下部分被直接排棄。解吸塔底液溫度為120°C，進(jìn)入吸 收塔內(nèi)貧液溫度為70 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為80 °C。
[0050]表1某化工企業(yè)合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離裝置原料及組成(物料組成，t/ h)
[0052]影響合成氨脫碳的因素主要是溫度和壓力，高壓、低溫環(huán)境有利于吸收塔的操作， 低壓、高溫環(huán)境有利于解吸塔的操作。通過(guò)Aspen Plus對(duì)圖1中的現(xiàn)有合成氨脫碳吸收塔底 富液解吸分離進(jìn)行全流程模擬發(fā)現(xiàn):在維持吸收塔壓力恒定的同時(shí)，盡量降低吸收的進(jìn)料 溫度，有利于提高塔的吸收效率，減小貧液、半貧液的循環(huán)處理量，進(jìn)而降低貧液冷凝器負(fù) 荷；另外，考慮到解析過(guò)程需要不斷降低壓力來(lái)分離吸收劑中的C0 2,而該C02產(chǎn)品又需身高 壓力進(jìn)入下游尿素工段，如此重復(fù)降壓、升壓過(guò)程，是一種無(wú)形的壓力損失，消耗了過(guò)多的 壓力能或電能，若維持高壓閃蒸罐底液壓力恒定，直接進(jìn)入低壓閃蒸罐，通過(guò)提高高壓閃蒸 罐底液溫度來(lái)完成低壓閃蒸罐內(nèi)C0 2氣體的閃蒸，則進(jìn)入C02壓縮機(jī)的入口壓力被極大提高， 進(jìn)而降低壓縮機(jī)的功耗，且該過(guò)程用于加熱高壓閃蒸罐底液的熱源來(lái)自低變氣，該換熱過(guò) 程，一方面提高了高壓閃蒸罐底液進(jìn)入低壓閃蒸罐的溫度，另一方面降低了低變氣進(jìn)入吸 收塔的溫度，既為低壓閃蒸罐改裝成高壓閃蒸罐提供了閃蒸的溫度基礎(chǔ)，又為降低低變氣 提供了冷劑。同時(shí)，通過(guò)Aspen Plus對(duì)圖2合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離新 工藝進(jìn)行全流程模擬，其中，吸收塔底富液壓力為3.2MPa，溫度為76°C;-級(jí)高壓閃蒸罐壓 力為1 ? OMPa，溫度為75°C ;二級(jí)高壓閃蒸罐壓力為1 ? OMPa，溫度為95°C ;二級(jí)高壓閃蒸罐頂 氣液分離罐壓力為l.OMPa，溫度為40°C;低壓閃蒸罐壓力為0.2MPa，溫度為68°C;低壓閃蒸 罐頂氣液分離罐壓力為〇? 2MPa，溫度為40°C ;解析塔塔頂壓力為0? 2MPa，塔頂溫度為57°C， 塔底溫度為ll〇°C ;吸收塔塔頂壓力為3.2MPa，溫度為63°C，塔底溫度為76°C ;吸收塔塔頂分 離器壓力為3.2MPa，溫度為63°C。現(xiàn)有工藝與新工藝各閃蒸單元所消耗的冷卻負(fù)荷及0)2壓 縮機(jī)負(fù)荷的模擬結(jié)果如表2。
[0053]表2現(xiàn)有工藝與新工藝的流程模擬計(jì)算結(jié)果
[0055]整個(gè)流程中，能量消耗主要集中在低壓閃蒸罐頂冷卻器負(fù)荷、貧液冷凝器負(fù)荷以 及C02壓縮機(jī)負(fù)荷。由表2可以看出，現(xiàn)有流程中低壓閃蒸罐頂冷卻負(fù)荷及貧液冷卻負(fù)荷之 和為22017.60kW，裝置的冷卻負(fù)荷較大，而壓縮機(jī)負(fù)荷(轉(zhuǎn)化為熱能）高達(dá)7365.06kW，壓縮 功耗大，基于此，本發(fā)明新增設(shè)一臺(tái)低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器、一個(gè)二級(jí)高壓閃蒸罐、 一臺(tái)二級(jí)高壓閃蒸罐頂冷卻器、一個(gè)二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離器。如圖2所示的一種合成 氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離工藝流程示意圖，一級(jí)閃蒸罐底液經(jīng)低變氣/一 級(jí)閃蒸罐底液換熱器換熱后，溫度由原來(lái)的72°C被換熱至85°C，此時(shí)低變氣進(jìn)入吸收塔的 溫度由70°C降為50°C，貧液冷凝器負(fù)荷由6912.68kW降為5945.90kW，原有工藝較新工藝?yán)?凝器負(fù)荷下降了 13.99%。二級(jí)高壓閃蒸罐頂冷凝器溫度保持不變，由于閃蒸出的氣相流量 減小，其冷卻負(fù)荷降至為8903.62kW，二級(jí)高壓閃蒸罐底液相被降壓后繼續(xù)閃蒸，閃蒸后的 冷凝器負(fù)荷為579.75kW，顯然新工藝中二級(jí)高壓分離罐頂冷凝器與低壓閃蒸罐頂冷凝器負(fù) 荷之和為9483.37kW，現(xiàn)有工藝閃蒸單元冷凝器負(fù)荷15104.92kW，該值較新工藝的冷卻負(fù)荷 下降了 37.22%。新增二級(jí)高壓閃蒸罐回收了部分吸收塔底富液，閃蒸出的氣相壓力增大為 l.OMPa，較現(xiàn)有工藝增加了83.00%，壓縮機(jī)的負(fù)荷(轉(zhuǎn)化為熱能）由原有7365.06kW降至為 3206.12kW，降低了56.47%?；诒緦＠母倪M(jìn)后的公用工程能耗量已在表2中列出。表3列 出了經(jīng)過(guò)流程改進(jìn)前后所得到的凈化氣和C0 2產(chǎn)品的流量及組成。
[0056]表3凈化氣、二級(jí)高壓閃蒸罐及低壓閃蒸罐氣相產(chǎn)品流量及組成
[0058]由表3可知，吸收塔頂部?jī)艋瘹庵蠧〇2含量低于0.46%，送入下游尿素工段的C〇2產(chǎn) 品純度可高達(dá)92.30%，通過(guò)實(shí)施該多級(jí)閃蒸工藝，在二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐頂部幾 乎可以得到全部的C02氣相產(chǎn)品，而吸收塔頂部?jī)艋瘹庵袔缀鯚o(wú)C0 2氣體，該凈化氣可被送入 甲烷化爐中完成后序的合成氨反應(yīng)，另外新工藝充分回收了 C02氣相產(chǎn)品，與現(xiàn)有工藝相 比，C02產(chǎn)品產(chǎn)量提高了 20 %，現(xiàn)有工藝與新工藝產(chǎn)品流量及組成完全相同。
[0059]流程模擬得到的各閃蒸單元冷卻負(fù)荷及C02壓縮負(fù)荷計(jì)算結(jié)果如表2所示，與傳統(tǒng) 合成氨脫碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同進(jìn)料及產(chǎn)品純度要求下，閃蒸單元冷凝器 的負(fù)荷降低了37.22%，主要是因?yàn)槎?jí)高壓與低壓閃蒸罐頂氣相流量均減小，進(jìn)而降低了 二級(jí)高壓與低壓閃蒸罐頂冷凝器負(fù)荷;C0 2壓縮機(jī)負(fù)荷降低了 56.47%，主要是因?yàn)樵O(shè)置了 二級(jí)高壓閃蒸罐，C02壓縮機(jī)的入口壓力被提高了 83.00%;吸收塔貧液冷卻器負(fù)荷降低了 13.99%，主要是因?yàn)槎?jí)高壓閃蒸罐的設(shè)置進(jìn)一步取走了低變氣熱量，低變氣進(jìn)入吸收塔 底的溫度降低了 28.57%，貧液的循環(huán)量減小了 5.80%，且使得裝置內(nèi)的熱能及壓力能得以 充分利用，有利于工業(yè)生產(chǎn)、節(jié)能及擴(kuò)產(chǎn)改造。
[0060] 實(shí)施例2:
[0061] 本實(shí)施例2以某化工廠91萬(wàn)噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液裝置為例，具體說(shuō)明本 發(fā)明多級(jí)閃蒸分離解析方法。
[0062]表4為該化工廠91萬(wàn)噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離對(duì)比例1及實(shí)施例1 裝置原料及組成，兩工藝原料、組成、產(chǎn)品規(guī)定及吸收劑(MEA)完全相同，其中，實(shí)施例流程 如圖1所示，對(duì)比例如圖2所示。實(shí)施例1中低變氣經(jīng)三個(gè)換熱器冷卻至40°C后進(jìn)入吸收塔 內(nèi)，一級(jí)高壓閃蒸罐底液相壓力為1.2MPa，經(jīng)換熱升溫至90°C后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐，閃蒸 出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，保持1.2MPa的壓力進(jìn)入C0 2壓縮機(jī)中送入下游尿素工段。解吸塔 底液溫度為105 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)貧液溫度為65 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為70 °C。對(duì)比 例1中低變氣經(jīng)兩個(gè)換熱器冷卻至80°C后進(jìn)入吸收塔內(nèi)，一級(jí)高壓閃蒸罐底液相壓力為 1.2MPa，經(jīng)節(jié)流閥將壓至0.15MPa后進(jìn)入低壓閃蒸罐，閃蒸出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，部分進(jìn) 入C0 2壓縮機(jī)中送入下游尿素工段，余下部分被直接排棄。解吸塔底液溫度為125°C，進(jìn)入吸 收塔內(nèi)貧液溫度為80 °C，進(jìn)入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為85 °C。
[0063] 流程模擬得到的各閃蒸單元冷卻負(fù)荷及C02壓縮負(fù)荷計(jì)算結(jié)果如表5所示，與現(xiàn)有 合成氨脫碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同進(jìn)料及產(chǎn)品純度要求下，閃蒸單元冷凝器 的負(fù)荷降低了 46.88%，主要是因?yàn)槎?jí)高壓與低壓閃蒸罐頂氣相流量均減小，進(jìn)而降低了 二級(jí)高壓與低壓閃蒸罐頂冷凝器負(fù)荷;C02壓縮機(jī)負(fù)荷降低了 63.17%，主要是因?yàn)樵O(shè)置了 二級(jí)高壓閃蒸罐，C02壓縮機(jī)的入口壓力被提高了 83.00%;吸收塔貧液冷卻器負(fù)荷降低了 27.22%，主要是因?yàn)槎?jí)高壓閃蒸罐的設(shè)置進(jìn)一步取走了低變氣熱量，低變氣進(jìn)入吸收塔 底的溫度降低了 32.63%，貧液的循環(huán)量減小了 7.30%，且使得裝置內(nèi)的熱能及壓力能得以 充分利用，有利于工業(yè)生產(chǎn)、節(jié)能及擴(kuò)產(chǎn)改造。表6為該化工廠91萬(wàn)噸/年合成氨脫碳吸收塔 底富液解析分離對(duì)比例2及實(shí)施例2裝置凈化氣、二級(jí)高壓閃蒸罐及低壓閃蒸罐氣相產(chǎn)品流 量及組成，現(xiàn)有工藝與新工藝產(chǎn)品流量及組成完全相同；另外，新工藝充分回收了C0 2氣相 產(chǎn)品，與現(xiàn)有工藝相比，C02產(chǎn)品產(chǎn)量提高了 16%，現(xiàn)有工藝與新工藝產(chǎn)品流量及組成完全 相同。
[0064] 表4某化工企業(yè)合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離裝置原料及組成(物料組成，t/ h)

[0066]表5現(xiàn)有工藝與新工藝的流程模擬計(jì)算結(jié)果
[0068]表6凈化氣、二級(jí)高壓閃蒸罐及低壓閃蒸罐氣相產(chǎn)品流量及組成
【主權(quán)項(xiàng)】
1. 一種用于合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離裝置，其特征在于 包括:吸收塔塔頂分離罐、c〇2吸收塔、水冷凝器、低壓閃蒸罐頂分離罐、低壓閃蒸罐頂冷 凝器、低壓閃蒸罐、c〇2壓縮機(jī)、節(jié)流閥、液力透平、貧液/半貧液換熱器、解析塔、低變氣/解 析塔底液換熱器、一級(jí)高壓閃蒸罐、低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽水換熱 器、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂分離罐、二級(jí)高壓閃蒸罐塔頂冷凝器和二級(jí)高壓閃蒸罐； 其中，吸收塔塔底富液出口與液力透平入口相連接，液力透平出口與一級(jí)高壓閃蒸罐 入口連接，一級(jí)高壓閃蒸罐頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級(jí)高壓閃蒸罐底部液 相出口與低變氣/ 一級(jí)高壓閃蒸罐底富液換熱器殼程入口連接，殼程出口與二級(jí)高壓閃蒸 罐頂部液相入口連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂部氣相出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂冷卻器殼程入口 相連接，殼程出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離 罐頂部氣相出口與下游尿素工段c〇 2壓縮機(jī)入口相連接，二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐底 部液相出口與二級(jí)高壓閃蒸罐頂回流入口相連接，二級(jí)高壓閃蒸罐底部液相出口與節(jié)流閥 入口相連接，節(jié)流閥出口與低壓閃蒸罐入口相連接，低壓閃蒸罐頂部氣相與低壓閃蒸罐頂 冷卻器殼程相連接、殼程出口與低壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口相連接，低壓閃蒸罐頂氣液 分離罐頂部氣相與c〇 2產(chǎn)品入口相連接，低壓閃蒸罐頂氣液分離罐底部液相出口與低壓閃 蒸罐頂回流入口相連接，部分低壓閃蒸罐底部液相與吸收塔中部液相入口相連接，低壓閃 蒸罐底部余下部分液相與半貧液/貧液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與解析塔頂部液 相入口相連接，解析塔頂部氣相與二級(jí)高壓閃蒸罐底部氣相入口相連接，解析塔底部液相 與半貧液/貧液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與貧液冷卻器殼程連接，貧液冷卻器殼程 出口與吸收塔頂部液相入口相連接，低變氣與低變氣/解析塔底液換熱器殼程入口相連接， 殼程出口與低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器殼程入口相連接，殼程出口與低變氣/除鹽水換 熱器殼程入口相連接，殼程出口與吸收塔底氣相入口連接，吸收塔頂部氣相與c〇 2吸收塔頂 氣液分離罐入口相連接，c〇2吸收塔頂氣液分離罐氣相與甲烷化爐入口連接，c〇 2吸收塔頂氣 液分離罐液相與吸收塔頂回流入口連接。2. -種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于包括如下步 驟： (1) 吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓、一級(jí)高壓閃蒸罐閃蒸后進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐閃蒸； (2) -級(jí)高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級(jí)閃蒸罐底液換熱器換熱升溫后進(jìn)入二級(jí)高壓 閃蒸罐;二級(jí)高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進(jìn)入C02壓縮機(jī)送入下游尿素工段，分離 出的液相回流入二級(jí)高壓閃蒸罐;閃蒸出的液相經(jīng)節(jié)流閥降壓后進(jìn)入低壓閃蒸罐； (3) 低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進(jìn)C02回收裝置，部分低壓閃蒸罐底液相作為半 貧液進(jìn)入吸收塔中部，余下部分液相經(jīng)換熱升溫后進(jìn)入解析塔頂部； (4) 解析塔頂氣相進(jìn)入二級(jí)高壓閃蒸罐內(nèi)閃蒸，解析塔底液相作為貧液經(jīng)冷卻降溫后 送入吸收塔頂部； (5) 低變氣經(jīng)一系列換熱器冷卻降溫后進(jìn)入吸收塔底部，并在吸收塔內(nèi)與貧液和半貧 液逆流接觸脫除C02，吸收塔塔頂凈化氣經(jīng)氣液分離后去甲烷化爐。3. 根據(jù)權(quán)利要求2所述的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟（1)中吸收塔底富 液經(jīng)液力透平降壓前的壓力為3.0~3.41〇^、溫度為65~85°(：;-級(jí)高壓閃蒸罐壓力為0.8~ 1.2 MPa、溫度為65~85°C。4. 根據(jù)權(quán)利要求2所述的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟(2)中二級(jí)高壓閃 蒸罐壓力為0 · 8~1 · 2 MPa、溫度為80~100°C ;二級(jí)高壓閃蒸罐頂氣液分離罐壓力為0 · 8~1 · 2 MPa、溫度為30~50°C。5. 根據(jù)權(quán)利要求2所述的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟(3)中低壓閃蒸罐 壓力為0 · 1~0 · 3MPa、溫度為70~90°C ;低壓閃蒸罐頂氣液分離罐壓力為0 · 1~0 · 3MPa、溫度為 30 ~50°C。6. 根據(jù)權(quán)利要求2所述的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟(4)中解析塔塔頂 壓力為0.1~0.3MPa、塔頂溫度為50~70 °C，塔底溫度為100~120 °C，解析塔底液相部分再沸 后的溫度為100~120°C，余下部分冷卻降溫后溫度為50~70°C。7. 根據(jù)權(quán)利要求2所述的多級(jí)閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟(5)中吸收塔塔頂 壓力為2 · 8~3 · 2MPa，塔頂溫度為50~70°C，塔底溫度為70~90°C ;吸收塔頂氣液分離罐壓力 為2.8~3.2MPa、溫度為50~70°C ;吸收塔頂凈化氣C02體積含量為0.05~0.1 %。
【文檔編號(hào)】B01D53/14GK106000000SQ201610509106
【公開(kāi)日】2016年10月12日
【申請(qǐng)日】2016年6月29日
【發(fā)明人】劉雪剛, 趙悅, 張冰劍, 陳清林, 何暢, 何昌春
【申請(qǐng)人】中山大學(xué)