CN102923732A - 一种分离氨的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种分离氨方法，该方法包括两个阶段工艺的设计：在催化剂升温还原阶段，热量回收后的出塔气依次经过气体冷却器、换热蒸发器和气液分离器，将氨水混合物与循环气分离；在生产阶段，热量回收后的出塔气先后经过换热蒸发器、气体冷却器、吸收塔和气液分离器，利用选定溶剂将出塔气中的氨与循环气分离；同时吸收剂经过吸收塔、闪蒸器、换热蒸发器、吸收剂冷却器，回到吸收塔，完成氨的吸收和解吸。两个阶段工艺通过两组工艺切换阀门的切换来实现，两组切换阀门根据所述工艺流程需要安装在相应的工艺管线中。与冷凝分氨相比，本发明首次提出氨分离圈概念，可实现循环气和吸收剂的分别循环回用和产品的高效分离，节能降耗效果明显。

Description

一种分离氨的方法

技术领域

本发明涉及化肥生产技术，具体为一种分离氨的方法。该方法采用吸收-解吸法循环分离氨，特别适用于合成氨的氨分离生产工艺。

背景技术

在经典的合成氨生产工艺过程中，一定比例的氢、氮混合气在氨合成塔通过催化剂的作用反应生成了一定氨浓度的混合气（主要为氢气、氮气、氨气及少量的惰性气体，在此称为出塔气），其中的氨含量一般为10~20%（v）。为使未反应的大部分氢、氮混合气循环使用，需要将反应后混合气中的氨分离出来作为氨产品，剩余的氢、氮混合气（称为循环气）再返回合成塔循环使用。目前工业上所用的氨分离方法主要是冷凝法，其工艺普遍应用于各大、中、小化肥企业合成氨工段的氨分离。

传统的冷凝分氨法存在以下几个问题：1.分离效率相对偏低：分离出的循环气中仍有2.0-3.2%（v）的氨不能被分离下来，随循环气进入系统循环，不仅增加了系统的循环量，而且抑制了合成反应的速度，限制了产能的增加，浪费了能源；2.为维持系统压力及正常生产，需要排放一定量的惰气，在此过程中，氢氮气也随之排放掉，增加了原煤消耗；3.氨主要通过氨冷器冷凝，需要消耗大量的冷冻功，因此冷冻分氨工艺虽经多次改进，其能耗总是居高不下。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明拟解决的技术问题是，提供一种分离氨的方法，该方法在合成氨的氨分离工段摈弃了原有的冷凝法分离氨工艺，采用了吸收-解吸法循环分离氨新工艺，特别适合于合成氨生产过程中氨产品的分离和原料气的净化回用，具有工艺简单，分离效率高，操作稳定易控，投资较少，省电、节煤、降耗等特点。

本发明解决所述技术问题的技术方案是，设计一种分离氨的方法，该方法采用吸收-解吸法循环分离氨，包括生产准备阶段工艺和生产阶段工艺：

生产准备阶段（即氨合成的催化剂升温还原阶段）的工艺流程是：循环出塔气在经过废热或余热锅炉和气体预热器回收热量后，进入气体冷却器（代替水冷器）冷却，将气体中携带的氨和水的混合物部分分离下来；而后气相进入换热蒸发器（充装液氨，代替氨冷器）进一步冷却，液氨气化后的气态氨被送往氨产品加工工段；换热后的气相进入气液分离器（代替冷交换器），将氨和水的残液继续分离下来，余气循环气送入循环压缩工段进行下一循环；

生产阶段工艺流程是：循环出塔气在经过废热或余热锅炉和气体预热器回收热量后，先进入换热蒸发器，加热来自闪蒸器的富液吸收剂并回收热量；而后出塔气进入气体冷却器进一步冷却至常温后，进入吸收塔；在吸收塔中利用符合工艺条件的吸收剂对经多级冷却后的出塔气进行选择性氨吸收，被吸收后的超低氨浓度的循环气送至气液分离器除去吸收剂残液；而后净化后的循环气送入循环压缩工段进行下一循环；吸收塔底部流出的富液吸收剂在闪蒸器中经过一级或一级以上的减压，回收氨以外的溶解气，并送溶解气到气体回收工段，而后吸收剂进入换热蒸发器，在高温出塔气的加热下，将吸收剂中所含的氨气解吸出来，并送往氨产品加工工段；解吸后的贫液吸收剂进入吸收剂冷却器冷却后，经高压泵加压送入吸收塔循环使用；所述吸收剂是指乙二醇、聚乙二醇、三乙二醇、丙三醇及其衍生物；

所述两个阶段的工艺流程通过两组工艺切换阀门的切换来实现，两组工艺切换阀门分别为4个阀门构成的生产准备阶段阀门组和6个阀门构成的生产阶段阀门组，所述的阀门根据所述工艺流程需要安装在相应的工艺管线中。

与现有技术相比，本发明方法采用吸收-解吸法循环分离氨，是一种全新的氨分离工艺方法，将氨分离的工艺流程组合成一个循环分离氨的系统，并首次提出氨分离圈的概念，有效的将合成塔出塔气中的氨与其他气体分离，可实现循环气和吸收剂分别的循环回用以及产品的高效分离；使回入合成塔的循环气氨含量进一步降低，可有效提高氨净值和增加氨产量；同时加快了合成塔内的反应速度，提高反应平衡转化率；且利用高温的出塔气加热富液吸收剂，充分利用了工艺气体的低品位热能，具有明显的节能降耗、有益环保的特点。本发明方法特别适用于合成氨生产过程中的氨分离和循环气的净化工艺。

附图说明

图1为本发明分离氨方法一种实施例的工艺流程示意图。

图1中标记分别为：1-换热蒸发器；2-气体冷却器；3-吸收塔；4-气液分离器；5-吸收剂冷却器；6-高压泵；7-闪蒸器；F1、F2、F3、F4、F5和F6-生产阶段的工艺切换阀门；F7、F8、F9和F10-生产准备阶段的工艺切换阀门；A-出塔气；B-循环气；C-溶解气；D-气态氨；E-残液；F-氨和水的混合物；G-液氨。

具体实施方式

下面结合实施例及其附图进一步叙述本发明：

本发明设计的分离氨方法（简称方法，参见图1，在图1中，实箭线为生产阶段工艺流程，虚箭线为生产准备阶段的工艺流程），该方法包括生产准备阶段（催化剂升温还原阶段）和生产阶段（氨分离阶段），其工艺流程分别如下：

本发明方法的生产准备阶段是指在正常生产之前，需要进行催化剂的升温还原阶段。该阶段是利用循环气中的氢将合成塔中的催化剂（主要成分为铁的氧化物）还原为具有催化活性的催化剂（α-Fe），并需将还原过程中产生的大量氨和水的混合物利用氨分离工段的工艺和装置分离。所以，在对合成氨工艺中氨分离工段的优化和改造中，应同时考虑生产准备阶段的氨和水的分离。

生产准备阶段（即氨合成的催化剂升温还原阶段）的工艺流程是：经过废热（或余热）锅炉和气体预热器回收热量后的循环出塔气A，进入气体冷却器2（代替水冷器）冷却，将气体中携带的氨和水的混合物F部分分离下来；而后气相进入换热蒸发器1（充装液氨G，代替氨冷器）进一步冷却，液氨G气化后的气态氨D被送往氨产品加工工段；换热后的气相进入气液分离器4（代替冷交换器），将氨和水的残液E继续分离下来，余气循环气B送入循环压缩工段进行下一循环。

生产阶段工艺流程是：经过废热（或余热）锅炉和气体预热器回收热量后的循环出塔气A，先进入换热蒸发器1，加热来自闪蒸器7的富液吸收剂，并回收热量；而后出塔气A进入气体冷却器2，进一步冷却至常温后，进入吸收塔3；在吸收塔3中利用符合工艺条件的吸收剂，对经多级冷却后的出塔气A进行选择性氨吸收，被吸收后的超低氨浓度的循环气送至气液分离器4，除去吸收剂残液E；而后净化后的循环气B送入循环压缩工段进行下一循环，回入系统的循环气B中残余溶剂的携带量可达1ppm以下；吸收塔3底部流出的富液吸收剂在闪蒸器7中经过一级或一级以上减压，回收氨以外的溶解气C送入气体回收工段；而后吸收剂进入换热蒸发器1，在高温出塔气A的加热下，使吸收剂中所含的气态氨D被解吸出来，并送往氨产品加工工段，得到0.1-4%（w）的贫液吸收剂；解吸后的贫液吸收剂进入吸收剂冷却器5中冷却后，经由高压泵6加压送回入吸收塔3循环使用。

本发明方法所述吸收剂选择原则是：蒸汽压较低、选择性较好、吸收率较高，且对合成催化剂无副作用。依据该原则，本发明方法所述符合工艺条件的吸收剂是乙二醇、聚乙二醇、三乙二醇、丙三醇及其衍生物。

本发明方法优选下述工艺参数：所述换热蒸发器1气体侧操作压力为8~30MPa，液体侧操作压力为0.3~2.2MPa，进入换热蒸发器1的高温出塔气温度为110~220℃，将吸收剂加热至60~150℃；所述气体冷却器2操作压力为8~30MPa，出气温度为30~80℃；所述吸收塔3操作压力为8~30MPa，操作温度30~80℃；所述气液分离器4操作压力为8~30MPa，操作温度30~80℃；所述吸收剂冷却器5的操作压力为0.3~2.2MPa，吸收剂经冷却后温度降为30~80℃；所述高压泵6的操作压力为8~30MPa，操作温度30~80℃；所述闪蒸器7操作压力为4.0~10.0MPa，操作温度30~80℃。

本发明方法所述两个阶段的工艺流程是通过两组工艺切换阀门的切换来实现的。两组工艺切换阀门分别为生产准备阶段阀门组和生产阶段阀门组，生产准备阶段阀门组的阀门为4个，图1中的标号为F7、F8、F9和F10；生产阶段阀门组的阀门为6个，图1中的标号为F1、F2、F3、F4、F5和F6。所述的阀门根据所述工艺流程需要安装在相应的工艺管线中。在生产准备阶段，需要关闭生产阶段阀门组的阀门，打开生产准备阶段阀门组的阀门；而在生产阶段，需要关闭生产准备阶段阀门组的阀门，打开生产阶段阀门组的阀门。

在生产准备阶段的工艺流程具体设计是（参见图1）：关闭生产阶段阀门组的阀门F1、F2、F3、F4、F5和F6，打开生产准备阶段阀门组的阀门F7、F8、F9和F10，经过废热或余热锅炉和气体预热器回收热量后的循环出塔气A，进入气体冷却器2（代替水冷器），将气体中携带的氨和水的混合物F部分分离下来；而后气相进入换热蒸发器1（充装液氨G，代替氨冷器）进一步冷却，液氨G气化后的气态氨D被送往氨产品加工工段；换热后的气相进入气液分离器4（代替冷交换器），将氨和水的残液E继续分离下来，余气循环气B送入循环压缩工段进行下一循环；

生产准备阶段结束，进入生产阶段。生产阶段的工艺流程具体设计是（参见图1）：关闭生产准备阶段阀门组的阀门F7、F8、F9和F10，打开生产阶段阀门组的阀门F1、F2、F3、F4、F5和F6。经热量回收后的循环出塔气A，约130℃，进入换热蒸发器1，预热来自闪蒸器7的富液吸收剂；降温后的气体进入气体冷却器2进一步回收热量至50℃，送入吸收塔3；其中换热蒸发器1和气体冷却器2的操作压力在26MPa左右；在吸收塔3内，26MPa的操作压力，50℃的操作温度下，利用乙二醇、三乙二醇吸收剂与经多级冷却后的合成塔出塔气逆流接触并进行选择性氨吸收，吸收后得到氨含量小于等于0.5%（v）的循环气，送入气液分离器4除去吸收剂残液E，将气体携带吸收剂分离至1ppm以下；净化后的超低氨浓度的循环气B送入循环压缩工段进行下一循环；吸收塔3底部流出的富液吸收剂在闪蒸器7中经减压，在操作压力8.0MPa，操作温度50℃下，回收溶解气C去气体回收工段，而后液相进入换热蒸发器1，被高温出塔气加热到90℃，解吸出吸收剂中含的气态氨D送往氨产品加工工段，吸收剂中残余氨含量1%（w）；解吸后的贫液吸收剂进入吸收剂冷却器5中冷却至50℃，再经高压泵6加压至27MPa回入吸收塔3进行下一循环。

本发明方法所述换热蒸发器1充分利用了高温工艺气体的低品位热能，在富液吸收剂解吸过程中利用高温出塔气进行换热，使低品位热量得以有效利用。

本发明方法所述吸收塔3的塔内件可以是填料型（散堆填料、规整填料）、塔板型（泡罩型、筛孔型、浮阀型、立体传质型）或复合型等。其中，填料塔内所用分布器可以是喷头式、管式、槽式、槽盘式或堰槽式等。但本发明方法的优选申请人下述在先专利所述气液接触组合件中的至少一项，包括：发明专利ZL200410093933.6号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件；发明专利ZL200410093935.5号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件；实用新型专利ZL200420056799.8号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件；发明专利ZL200410093934.0号权利要求1-4任意一项规定的气液接触组合元件设置方法设置气液接触组合元件。本发明实施例具体选择的是：发明专利ZL200410093935.5号权利要求1规定的气液接触组合件。

本发明方法所述吸收塔3优选申请人下述在先专利所述传质分离塔中的至少一项，包括：发明专利ZL200410093933.6号权利要求4或5规定的传质分离塔；发明专利ZL200410093935.5号权利要求4或5规定的传质分离塔；发明专利ZL200410093934.0号权利要求5或6规定的传质分离塔；实用新型专利ZL200620152170.2号权利要求1-5任意一项规定的连续立体喷射分离塔。本发明实施例的具体选择是：发明专利ZL200410093935.5号权利要求4规定的传质分离塔。

为简练、清晰，本发明虽然仅引述了申请人上述在先专利的权利要求序号，但应理解为该权利要求序号对应的技术内容已被记述在本发明中，同时，上述在先专利的说明书也应视为相应权利要求的支持已被引述到本发明说明书中。所述的在先专利技术选用，原则上以引用最新的专利技术或与产品设计需要最相关的专利技术为宜，但考虑到成本或实际情况，不排除做其他的适当选择。

本发明方法所述闪蒸器7可以是一级闪蒸器，也可以是一级以上的多级闪蒸，也就是说所述闪蒸器7可以是一台或两台以上的多台串联或并联。

本发明未述及之处适用于现有技术。

本发明方法设计的吸收-解吸法氨分离技术，是针对现有冷凝法分离氨工艺的不足，对原合成氨工艺系统进行了重大创新，并取代了传统合成氨工艺氨分离工段采用的冷凝法工艺；同时在本发明方法中考虑了对生产准备阶段（催化剂的升温还原阶段）的工艺的实现，使整个合成氨生产工艺的衔接更加完整；并将氨分离的吸收剂和分离后的循环气体分别循环使用，组成了一个氨分离圈（循环系统），且充分利用了工艺气体的低品位热能，大大减少了原料的排放和大大增加了合成效率。

本发明方法可将在原系统中一直循环的部分氨产品分离出来，降低了系统负荷，同时可推动合成反应平衡向有利方向发展，加快合成塔内的反应速度，提高了原料气的转化率，提高产品收率；同时，由于入塔循环气氨含量降低，可使合成系统的压力降低或者减少惰气中氢氮气的排放，进而节能和降低煤耗；另外，此工艺可以完全取代原有的冷凝法分氨工艺，取消氨冷、冷交等设备，故可大大节省冰机系统的消耗，降低能耗。

本发明方法已经完成连接工业生产系统的中试测试，并得到以下真实数据：本发明方法的氨分离圈工艺，可使循环气中残余的氨含量由目前的2.0-3.2%（v）降至0.8%（v）及以下，此情况下可使产量提高15%（w）以上；随入塔循环气中氨含量的降低，可使系统压力至少降低2.0Mpa；同时节约煤耗0.1t煤/吨氨以上。合成氨是化工领域的支柱产业及耗能大户，本发明方法具有明显的节能降耗减排的效果，实现工业化运行可为企业乃至整个行业带来可观的经济效益和社会效益。

Claims (4)

1.一种分离氨的方法，该方法采用吸收-解吸法循环分离氨，包括生产准备阶段工艺和生产阶段工艺：

生产准备阶段的工艺流程是：循环出塔气在经过废热锅炉和气体预热器回收热量后，进入气体冷却器冷却，将气体中携带的氨和水的混合物部分分离下来；而后气相进入换热蒸发器进一步冷却，液氨气化后的气态氨被送往氨产品加工工段；换热后的气相进入气液分离器，将氨和水的残液继续分离下来，余气循环气送入循环压缩工段进行下一循环；

生产阶段工艺流程是：循环出塔气在经过废热锅炉和气体预热器回收热量后，先进入换热蒸发器，加热来自闪蒸器的富液吸收剂并回收热量；而后出塔气进入气体冷却器进一步冷却至常温后，进入吸收塔；在吸收塔中利用符合工艺条件的吸收剂对经多级冷却后的出塔气进行选择性氨吸收，被吸收后的超低氨浓度的循环气送至气液分离器除去吸收剂残液；而后净化后的循环气送入循环压缩工段进行下一循环；吸收塔底部流出的富液吸收剂在闪蒸器中经过一级或两级以上的减压，回收氨以外的溶解气，并送溶解气到气体回收工段，而后吸收剂进入换热蒸发器，在高温出塔气的加热下，将吸收剂中所含的氨气解吸出来，并送往氨产品加工工段；解吸后的贫液吸收剂进入吸收剂冷却器冷却后，经高压泵加压送入吸收塔循环使用；所述符合工艺条件的吸收剂是指乙二醇、聚乙二醇、三乙二醇、丙三醇及其衍生物；

所述两个阶段的工艺流程通过两组工艺切换阀门的切换来实现，两组工艺切换阀门分别为4个阀门构成的生产准备阶段阀门组和6个阀门构成的生产阶段阀门组，所述的阀门根据所述工艺流程需要安装在相应的工艺管线中。

2.根据权利要求1所述分离氨的方法，其特征在于所述换热蒸发器气体侧操作压力为8~30MPa，液体侧操作压力为0.3~2.2MPa，进入换热蒸发器的高温出塔气温度为110~220℃，将吸收剂加热至60~150℃；所述气体冷却器操作压力为8~30MPa，出气温度为30~80℃；所述吸收塔操作压力为8~30MPa，操作温度为30~80℃；所述气液分离器操作压力为8~30MPa，操作温度为30~80℃；所述吸收剂冷却器的操作压力为0.3~2.2MPa，吸收剂经冷却后温度降为30~80℃；所述高压泵的操作压力为8~30MPa，操作温度为30~80℃；所述闪蒸器操作压力为4.0~10.0MPa，操作温度为30~80℃。

3.根据权利要求1所述分离氨的方法，其特征在于所述吸收塔优选下述专利所述传质分离塔中的至少一项，包括：发明专利ZL200410093933.6号权利要求4或5规定的传质分离塔；发明专利ZL200410093935.5号权利要求4或5规定的传质分离塔；发明专利ZL200410093934.0号权利要求5或6规定的传质分离塔；实用新型专利ZL200620152170.2号权利要求1-5任意一项规定的连续立体喷射分离塔。

4.根据权利要求1所述分离氨的方法，其特征在于所述吸收塔的塔内件优选下述气液接触组合件中的至少一项，包括：发明专利ZL200410093933.6号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件；发明专利ZL200410093935.5号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件； 实用新型专利ZL200420056799.8号权利要求1-3任意一项规定的气液接触组合件；发明专利ZL200410093934.0号权利要求1-4任意一项规定的气液接触组合元件设置方法设置气液接触组合元件。

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