一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離裝置及方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離裝置及方法。吸收塔底富液經(jīng)降壓后進入一級高壓閃蒸罐，閃蒸氣相作為燃料氣使用，閃蒸液相經(jīng)換熱后進入二級高壓閃蒸罐，二級高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、分離后進入CO2壓縮機送至尿素工段，分離液相回流至二級高壓閃蒸罐，閃蒸液相經(jīng)降壓后進入低壓閃蒸罐，低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、分離后進入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)換熱后進解析塔，余下部分進入吸收塔。解析塔頂氣進入二級高壓閃蒸罐，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程能耗。
【專利說明】
一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離裝置及 方法
技術領域
[0001] 本發(fā)明涉及一種合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離方法，特別是通過 多級閃蒸解析和吸收過程混合實現(xiàn)吸收塔底富液中C〇2氣體的分離純化。
【背景技術】
[0002] 為控制合成氨反應進料的純度和比例，避免催化劑中毒，來自反應部分低變氣中 的C02必須在合成氨工序之前及時除凈。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：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 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，脫除一定量的含硫物質(zhì)，因此被廣泛的應用。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，如何通過技術創(chuàng)新提高工藝過程能量利 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)價值。利用醇胺脫除低變氣中C02是以熱加工、高壓分離過程為主的 高能耗、高物耗過程工藝。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程缺乏與下游尿素工段壓縮機進行壓力聯(lián)合，未考慮壓力能的綜 合優(yōu)化工藝創(chuàng)新設計和全局集成，現(xiàn)有合成氨脫碳工藝主要存在問題如下：（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壓縮機升壓送入下游尿素工段完成合成反應，吸收塔底富液解析C02過程存在重 復降壓、升壓過程，這無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程的節(jié)能型工 藝創(chuàng)新對提高了 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)明的目的是針對現(xiàn)有工藝技術中存在的不足，提供一種合成氨脫碳吸收塔底 富液的多級閃蒸解析分離裝置及分離方法。
[0005] 本發(fā)明使用多級閃蒸和吸收過程混合實現(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)品進入下游尿素工段的壓力，進而降低了C0 2壓縮機負荷，最終 實現(xiàn)本裝置與下游尿素工段進行壓力能集成的合成氨脫碳吸收塔底富液多級閃蒸解析的 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、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、一級高 壓閃蒸罐、低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽水換熱器、二級高壓閃蒸罐塔頂分 離罐、二級高壓閃蒸罐塔頂冷凝器和二級高壓閃蒸罐；
[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高壓閃 蒸罐入口連接，一級高壓閃蒸罐頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級高壓閃蒸罐底 部液相出口與低變氣/ 一級高壓閃蒸罐底富液換熱器殼程入口連接，殼程出口與二級高壓 閃蒸罐頂部液相入口連接，二級高壓閃蒸罐頂部氣相出口與二級高壓閃蒸罐頂冷卻器殼程 入口相連接，殼程出口與二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口連接，二級高壓閃蒸罐頂氣液 分離罐頂部氣相出口與下游尿素工段c〇 2壓縮機入口相連接，二級高壓閃蒸罐頂氣液分離 罐底部液相出口與二級高壓閃蒸罐頂回流入口相連接，二級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閃蒸解析分離裝置進行分離的方法，包 括如下步驟：
[0009] (1)吸收塔底富液經(jīng)液力透平降壓、一級高壓閃蒸罐閃蒸后進入二級高壓閃蒸罐 閃蒸；
[0010] (2) -級高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器換熱升溫后進入二級 高壓閃蒸罐;二級高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進入c〇2壓縮機送入下游尿素工段， 分離出的液相回流入二級高壓閃蒸罐;閃蒸出的液相經(jīng)節(jié)流閥降壓后進入低壓閃蒸罐；
[0011] (3)低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進C02回收裝置，部分低壓閃蒸罐底液相 作為半貧液進入吸收塔中部，余下部分液相經(jīng)換熱升溫后進入解析塔頂部；
[0012] (4)解析塔頂氣相進入二級高壓閃蒸罐內(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] 在上述的多級閃蒸解析分離方法中，步驟（2)中二級高壓閃蒸罐壓力為0.8~ 1.2MPa、溫度為80~100°C;二級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高壓閃蒸罐底富液壓力的同時，回收富液中的C0 2產(chǎn)品。
[0016] 在上述的多級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氣體對合成氨催化劑的毒害。
[0019] 本發(fā)明使用多級閃蒸解析和吸收過程混合實現(xiàn)吸收塔底富液壓力能與低變氣熱 能的回收。解析設備主要包括:一級高壓閃蒸罐、二級高壓閃蒸罐、低壓閃蒸罐與解析塔;吸 收設備主要包括: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閃蒸解析分離設 備，其特征在于使用多級閃蒸和吸收過程混合實現(xiàn)吸收塔底富液壓力能與低變氣熱能的回 收，所述設備包含: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、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、一級高壓閃蒸罐、低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽 水換熱器、二級高壓閃蒸罐塔頂分離罐、二級高壓閃蒸罐塔頂冷凝器、二級高壓閃蒸罐。
[0021] 與現(xiàn)有技術相比，本發(fā)明具有如下有益效果：
[0022] (1)本發(fā)明使用多級閃蒸解析與吸收相結(jié)合的分離方法，通過吸收塔塔底富液的 多級閃蒸，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)明方法通過多級閃蒸在減少分離過程壓力能消耗的同時，充分利用了高 溫的低變氣熱量，降低了進入吸收塔內(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產(chǎn)的吸收塔瓶頸，降低擴產(chǎn)成本。
【附圖說明】
[0024] 圖1為本發(fā)明合成氨脫碳吸收塔底富液的多級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，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--級高壓閃蒸罐，14-低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器，15-低變氣/除鹽水換熱器，16-二級高壓閃蒸罐塔頂分離罐，17-二 級高壓閃蒸罐塔頂冷凝器，18-二級高壓閃蒸罐
[0026] 圖2為現(xiàn)有工業(yè)中常見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，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--級高壓閃蒸罐，14-低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器
【具體實施方式】
[0028] 以下通過具體實施例詳細說明本發(fā)明的實施過程和產(chǎn)生的有益效果，旨在幫助閱 讀者更好地理解本發(fā)明的實質(zhì)和特點，不作為對本案可實施范圍的限定。
[0029] 實施例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、一級高壓閃蒸罐13、低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器14、低變氣/除鹽 水換熱器15、二級高壓閃蒸罐塔頂分離罐16、二級高壓閃蒸罐塔頂冷凝器17、二級高壓閃蒸 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出口與一級高壓 閃蒸罐13入口連接，一級高壓閃蒸罐13頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級高壓閃 蒸罐13底部液相出口與低變氣/ 一級高壓閃蒸罐底富液換熱器14殼程入口連接，殼程出口 與二級高壓閃蒸罐18頂部液相入口連接，二級高壓閃蒸罐18頂部氣相出口與二級高壓閃蒸 罐頂冷卻器17殼程入口相連接，殼程出口與二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16入口連接，二 級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7入口相連接，二級 高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16底部液相出口與二級高壓閃蒸罐18頂回流入口相連接，二級高 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閃蒸解析分離裝置進行分離，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，進入一級高壓閃蒸罐，一級高壓閃蒸罐氣相作為燃料氣送出裝置，液相經(jīng)換熱 后進入二級高壓閃蒸罐。
[0034] (2) -級高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器換熱升溫至80~100 °C 后，該液相保持一級閃蒸罐的壓力0.8~1.2MPa不變，進入二級高壓閃蒸罐閃蒸，二級高壓 閃蒸氣相經(jīng)冷卻器降溫至30~50°C后進入二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐實現(xiàn)氣液分離，分 離出的高壓C02氣相產(chǎn)品經(jīng)C0 2壓縮機被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至二 級高壓閃蒸罐內(nèi)繼續(xù)閃蒸，二級高壓閃蒸罐液相經(jīng)節(jié)流閥降壓至0.1~〇.3MPa后進入低壓 閃蒸罐。
[0035] (3)低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻器降溫至30~50°C后進入低壓閃蒸罐頂氣液分離罐實 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后進入解 析塔頂部，解析塔頂氣相進入二級高壓閃蒸罐內(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，所述一級高壓閃蒸罐壓力為0.8~1.2MPa、溫度為65~85°C;二級 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] 對比例1:
[0040] 圖2為現(xiàn)有工業(yè)(對比例1)中常見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、一級高壓閃蒸罐13、低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器14;
[0041] 其中，現(xiàn)有流程與新流程區(qū)別在于新流程新增設低變氣/除鹽水換熱器15,二級高 壓閃蒸罐18,二級高壓閃蒸罐頂冷凝器17,二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐16,其他設備、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后進入低壓閃蒸罐頂氣液分離罐實現(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列出了用于本對比例中的原料及組成。
[0048] 本實施例1以某化工廠82萬噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液裝置為例，具體說明本 發(fā)明多級閃蒸分離解析方法。
[0049] 表1為該化工廠82萬噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離對比例1及實施例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，實施例流 程如圖1所示，對比例如圖2所示。實施例1中低變氣經(jīng)三個換熱器冷卻至50°C后進入吸收塔 內(nèi)，一級高壓閃蒸罐底液相壓力為l.OMPa，經(jīng)換熱升溫至85°C后進入二級高壓閃蒸罐，閃蒸 出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，保持l.OMPa的壓力進入C0 2壓縮機中送入下游尿素工段。解吸塔 底液溫度為110 °C，進入吸收塔內(nèi)貧液溫度為60 °C，進入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為68 °C。對比 例1中低變氣經(jīng)兩個換熱器冷卻至70°C后進入吸收塔內(nèi)，一級高壓閃蒸罐底液相壓力為 l.OMPa，經(jīng)節(jié)流閥將壓至O.IMPa后進入低壓閃蒸罐，閃蒸出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，部分進 入C0 2壓縮機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，進入吸 收塔內(nèi)貧液溫度為70 °C，進入吸收塔內(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Aspen Plus對圖1中的現(xiàn)有合成氨脫碳吸收塔底 富液解吸分離進行全流程模擬發(fā)現(xiàn):在維持吸收塔壓力恒定的同時，盡量降低吸收的進料 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，進而降低貧液冷凝器負 荷；另外，考慮到解析過程需要不斷降低壓力來分離吸收劑中的C0 2,而該C02產(chǎn)品又需身高 壓力進入下游尿素工段，如此重復降壓、升壓過程，是一種無形的壓力損失，消耗了過多的 壓力能或電能，若維持高壓閃蒸罐底液壓力恒定，直接進入低壓閃蒸罐，通過提高高壓閃蒸 罐底液溫度來完成低壓閃蒸罐內(nèi)C0 2氣體的閃蒸，則進入C02壓縮機的入口壓力被極大提高， 進而降低壓縮機的功耗，且該過程用于加熱高壓閃蒸罐底液的熱源來自低變氣，該換熱過 程，一方面提高了高壓閃蒸罐底液進入低壓閃蒸罐的溫度，另一方面降低了低變氣進入吸 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，又為降低低變氣 提供了冷劑。同時，通過Aspen Plus對圖2合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離新 工藝進行全流程模擬，其中，吸收塔底富液壓力為3.2MPa，溫度為76°C;-級高壓閃蒸罐壓 力為1 ? OMPa，溫度為75°C ;二級高壓閃蒸罐壓力為1 ? OMPa，溫度為95°C ;二級高壓閃蒸罐頂 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?，F(xiàn)有工藝與新工藝各閃蒸單元所消耗的冷卻負荷及0)2壓 縮機負荷的模擬結(jié)果如表2。
[0053]表2現(xiàn)有工藝與新工藝的流程模擬計算結(jié)果
[0055]整個流程中，能量消耗主要集中在低壓閃蒸罐頂冷卻器負荷、貧液冷凝器負荷以 及C02壓縮機負荷。由表2可以看出，現(xiàn)有流程中低壓閃蒸罐頂冷卻負荷及貧液冷卻負荷之 和為22017.60kW，裝置的冷卻負荷較大，而壓縮機負荷(轉(zhuǎn)化為熱能）高達7365.06kW，壓縮 功耗大，基于此，本發(fā)明新增設一臺低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器、一個二級高壓閃蒸罐、 一臺二級高壓閃蒸罐頂冷卻器、一個二級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閃蒸解析分離工藝流程示意圖，一級閃蒸罐底液經(jīng)低變氣/一 級閃蒸罐底液換熱器換熱后，溫度由原來的72°C被換熱至85°C，此時低變氣進入吸收塔的 溫度由70°C降為50°C，貧液冷凝器負荷由6912.68kW降為5945.90kW，原有工藝較新工藝冷 凝器負荷下降了 13.99%。二級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，其冷卻負荷降至為8903.62kW，二級高壓閃蒸罐底液相被降壓后繼續(xù)閃蒸，閃蒸后的 冷凝器負荷為579.75kW，顯然新工藝中二級高壓分離罐頂冷凝器與低壓閃蒸罐頂冷凝器負 荷之和為9483.37kW，現(xiàn)有工藝閃蒸單元冷凝器負荷15104.92kW，該值較新工藝的冷卻負荷 下降了 37.22%。新增二級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%，壓縮機的負荷(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后的公用工程能耗量已在表2中列出。表3列 出了經(jīng)過流程改進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，吸收塔頂部凈化氣中C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92.30%，通過實施該多級閃蒸工藝，在二級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，而吸收塔頂部凈化氣中幾乎無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，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荷及C02壓縮負荷計算結(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，在相同進料及產(chǎn)品純度要求下，閃蒸單元冷凝器 的負荷降低了37.22%，主要是因為二級高壓與低壓閃蒸罐頂氣相流量均減小，進而降低了 二級高壓與低壓閃蒸罐頂冷凝器負荷;C0 2壓縮機負荷降低了 56.47%，主要是因為設置了 二級高壓閃蒸罐，C02壓縮機的入口壓力被提高了 83.00%;吸收塔貧液冷卻器負荷降低了 13.99%，主要是因為二級高壓閃蒸罐的設置進一步取走了低變氣熱量，低變氣進入吸收塔 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)能及擴產(chǎn)改造。
[0060] 實施例2:
[0061] 本實施例2以某化工廠91萬噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液裝置為例，具體說明本 發(fā)明多級閃蒸分離解析方法。
[0062]表4為該化工廠91萬噸/年合成氨脫碳吸收塔底富液解析分離對比例1及實施例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，實施例流程 如圖1所示，對比例如圖2所示。實施例1中低變氣經(jīng)三個換熱器冷卻至40°C后進入吸收塔 內(nèi)，一級高壓閃蒸罐底液相壓力為1.2MPa，經(jīng)換熱升溫至90°C后進入二級高壓閃蒸罐，閃蒸 出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，保持1.2MPa的壓力進入C0 2壓縮機中送入下游尿素工段。解吸塔 底液溫度為105 °C，進入吸收塔內(nèi)貧液溫度為65 °C，進入吸收塔內(nèi)半貧液溫度為70 °C。對比 例1中低變氣經(jīng)兩個換熱器冷卻至80°C后進入吸收塔內(nèi)，一級高壓閃蒸罐底液相壓力為 1.2MPa，經(jīng)節(jié)流閥將壓至0.15MPa后進入低壓閃蒸罐，閃蒸出的氣相經(jīng)冷凝、分離后，部分進 入C0 2壓縮機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，進入吸 收塔內(nèi)貧液溫度為80 °C，進入吸收塔內(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荷及C02壓縮負荷計算結(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，在相同進料及產(chǎn)品純度要求下，閃蒸單元冷凝器 的負荷降低了 46.88%，主要是因為二級高壓與低壓閃蒸罐頂氣相流量均減小，進而降低了 二級高壓與低壓閃蒸罐頂冷凝器負荷;C02壓縮機負荷降低了 63.17%，主要是因為設置了 二級高壓閃蒸罐，C02壓縮機的入口壓力被提高了 83.00%;吸收塔貧液冷卻器負荷降低了 27.22%，主要是因為二級高壓閃蒸罐的設置進一步取走了低變氣熱量，低變氣進入吸收塔 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)能及擴產(chǎn)改造。表6為該化工廠91萬噸/年合成氨脫碳吸收塔 底富液解析分離對比例2及實施例2裝置凈化氣、二級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算結(jié)果
[0068]表6凈化氣、二級高壓閃蒸罐及低壓閃蒸罐氣相產(chǎn)品流量及組成
【主權項】
1. 一種用于合成氨脫碳吸收塔底富液的多級閃蒸解析分離裝置，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、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、一級高壓閃蒸罐、低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器、低變氣/除鹽水換熱 器、二級高壓閃蒸罐塔頂分離罐、二級高壓閃蒸罐塔頂冷凝器和二級高壓閃蒸罐； 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高壓閃蒸罐 入口連接，一級高壓閃蒸罐頂部氣相出口與高壓燃料氣入口連接，一級高壓閃蒸罐底部液 相出口與低變氣/ 一級高壓閃蒸罐底富液換熱器殼程入口連接，殼程出口與二級高壓閃蒸 罐頂部液相入口連接，二級高壓閃蒸罐頂部氣相出口與二級高壓閃蒸罐頂冷卻器殼程入口 相連接，殼程出口與二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐入口連接，二級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壓縮機入口相連接，二級高壓閃蒸罐頂氣液分離罐底 部液相出口與二級高壓閃蒸罐頂回流入口相連接，二級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、一級高壓閃蒸罐閃蒸后進入二級高壓閃蒸罐閃蒸； (2) -級高壓閃蒸罐液相經(jīng)低變氣/ 一級閃蒸罐底液換熱器換熱升溫后進入二級高壓 閃蒸罐;二級高壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進入C02壓縮機送入下游尿素工段，分離 出的液相回流入二級高壓閃蒸罐;閃蒸出的液相經(jīng)節(jié)流閥降壓后進入低壓閃蒸罐； (3) 低壓閃蒸罐氣相經(jīng)冷卻、氣液分離后進C02回收裝置，部分低壓閃蒸罐底液相作為半 貧液進入吸收塔中部，余下部分液相經(jīng)換熱升溫后進入解析塔頂部； (4) 解析塔頂氣相進入二級高壓閃蒸罐內(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)權利要求2所述的多級閃蒸解析分離方法，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°(：;-級高壓閃蒸罐壓力為0.8~ 1.2 MPa、溫度為65~85°C。4. 根據(jù)權利要求2所述的多級閃蒸解析分離方法，其特征在于，步驟(2)中二級高壓閃 蒸罐壓力為0 · 8~1 · 2 MPa、溫度為80~100°C ;二級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)權利要求2所述的多級閃蒸解析分離方法，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)權利要求2所述的多級閃蒸解析分離方法，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)權利要求2所述的多級閃蒸解析分離方法，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】B01D53/14GK106000000SQ201610509106
【公開日】2016年10月12日
【申請日】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
【申請人】中山大學