CN104117266B - 一种多级非平衡吸收方法分离nh3和co2混合气体的装置及其分离工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置及其分离工艺，其包括多级非平衡吸收系统、尾吸塔、分氨塔、二氧化碳解吸塔以及氨精馏塔。本发明相对传统平衡吸收分离，原料无压缩，节省电耗，采用在低压力下多级非平衡分离方法，其流程更加简单，经非平衡吸收分离系统后，氨碳分离效率高，多级非平衡吸收系统出口气中CO2含量大于92%，相比以前的工艺流程基本实现了氨气和二氧化碳气的完全分离，在尾吸塔出口CO2气含量大于95%。而多级非平衡吸收系统中液相去碳铵液储槽，其液相NH3/CO2>5（摩尔比），因此在后续分氨系统中，所需的蒸汽消耗更低，氨精馏塔出口气氨含量高达99.8%。
Description
技术领域
本发明属于尾气处理技术领域，特别涉及一种多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置及其分离工艺。
背景技术
目前三聚氰胺生产过程主要采用尿素为原料，转化率仅为30%左右，而三分之二以上的尿素原料被分解为氨、二氧化碳混合气。对于尾气的回收利用，主要采用水溶液循环法和无水循环法。无水循环法工艺复杂，而水溶液循环法中主要采用的是平衡级分离原理。目前为止，非平衡级分离仅仅停留在理论研究上，非平衡级分离的基本原理是通过缩短气液接触时间，在氨碳混合气体的分离中优先选择吸收氨，使得吸收液中氨碳比较高。
由于氨和二氧化碳混合气在水中的吸收速率差异很大，在远离吸收平衡的条件下，氨和二氧化碳在水中的吸收速率差值约在1个数量级左右。因此若氨、二氧化碳混合气在高速喷射下，气液接触时间非常短的情况下，氨在水中仍易溶解，二氧化碳则来不及溶解于水中，这样气液两相在高速湍动态下，形成的吸收速率上的时间差，即可实现氨、二氧化碳的非平衡级吸收。
但到目前为止，对于三胺尾气的非平衡级分离，工程化装置的报道仍未出现，因此非平衡级尾气分离技术工程化成为近年来企业亟待解决的关键问题。
发明内容
本发明的目的在于：针对上述存在的问题，提供一种采用多级非平衡吸收方法得到高纯度的液氨产品和二氧化碳产品，同时极大地降低了蒸汽消耗和电耗的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置及其分离工艺。
本发明的技术方案是这样实现的：一种多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：包括多级非平衡吸收系统、尾吸塔、分氨塔、二氧化碳解吸塔以及氨精馏塔，所述多级非平衡吸收系统由多个非平衡吸收系统串联构成，每个非平衡吸收系统由多个非平衡分离装置并联构成，尾气排放出口通过管道与第一级非平衡吸收系统连通，所述多级非平衡吸收系统中，上一级非平衡吸收系统顶部排气口与下一级非平衡吸收系统连通，下一级非平衡吸收系统底部通过设置有循环泵的管道经冷却器与上一级非平衡吸收系统连通，最后一级非平衡吸收系统的顶部排气口通过管道与尾吸塔连通，所述尾吸塔顶部将分离后的CO2气排出，其底部通过循环泵与最后一级非平衡吸收系统连通，所述第一级非平衡吸收系统通过设置有循环泵的管道经冷却器与碳铵液槽连通，所述碳铵液槽通过设置有碳铵泵的管道与分氨塔连通，所述分氨塔的顶部排气口通过管道与氨精馏塔连通，其底部通过设置有稀氨水冷却器的管道经稀氨水泵分别与尾吸塔和二氧化碳解吸塔连通，所述氨精馏塔底部通过设置有塔循环泵的管道与二氧化碳解吸塔连通，所述二氧化碳解吸塔的顶部将解吸后的CO2气排出，其底部通过管道与分氨塔连通，所述氨精馏塔顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述非平衡分离装置包括气液喷射吸收器、旋风分离器以及碳氨液储罐，所述尾气排放出口通过管道分别与第一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器的气相进口连通，所述气液喷射吸收器的液相进口通入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述气液喷射吸收器的出口端与旋风分离器连通，所述旋风分离器上端的气相出口通过管道与下一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器的气相进口连通，所述旋风分离器下端的液相出口与碳氨液储罐连通，所述碳氨液储罐的底部出液口通过循环泵与上一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器的液相进口连通，所述最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中旋风分离器上端的气相出口通过管道与尾吸塔连通，所述尾吸塔底部通过循环泵与最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器的液相进口连通。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述气液喷射吸收器包括喷射吸收器主体和液相进口管，所述喷射吸收器主体分为依次连通的吸入段、喉管段、混合管段以及扩压管段，所述喉管段为缩颈结构，其管径较小端与混合管段一端连通，所述扩压管段为扩径结构，其管径较小端与混合管段另一端连通，所述吸入段为三通套筒结构，在所述吸入段侧面设置有与之连通的气相进气管，所述液相进口管插入吸入段内并与之连通。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述喉管段以60°锥度缩颈与混合管段一端连通，所述扩压管段以7.5°锥度扩径与混合管段另一端连通，所述液相进口管置于喉管段内的喷嘴以60°锥度缩颈。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述混合管段的直径Dm为喷嘴端部直径的3～5倍，所述液相进口管的喷嘴的孔径为2mm～15mm，所述喷嘴与其对应的喉管段端部之间的距离Le=2Dm，所述混合管段的长度Lm=3～6Dm。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述液相进口管插入吸入段部分通过至少三个均匀分布的固定片固定在吸入段内，在所述喷射吸收器主体外部设置有一层硅酸铝作为保温隔热层。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其所述氨压缩冷凝系统包括液氨压缩机以及氨冷却器，所述氨精馏塔顶部得到的高纯度气氨产品经液氨压缩机及氨冷却器后得到高纯度的液氨产品。
一种采用上述权利要求所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其特征在于：将含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统，其顶部分离出的混合气送入第二级非平衡吸收系统中，所述第二级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第一级非平衡吸收系统中作为吸收液，第二级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入第三级非平衡吸收系统中，第三级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第二级非平衡吸收系统中作为吸收液，第三级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入下一级非平衡吸收系统中，以此类推，直到最后一级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气送入尾吸塔后得到高纯度的CO2产品气，而尾吸塔底部产生的碳铵液送回最后一级非平衡吸收系统中作为吸收液，待多级非平衡吸收系统运行稳定后，从第一级非平衡吸收系统中采出部分碳铵液送碳铵液槽，通过碳铵泵将碳铵液槽中的碳铵液送入分氨塔，所述分氨塔顶部分离出少量二氧化碳的氨气，送入氨精馏塔中，所述分氨塔底部的碳铵液通过稀氨水冷却器冷却后，由稀氨水泵送回尾吸塔或二氧化碳解吸塔，所述氨精馏塔顶部得到高纯度的氨气，并经液氨压缩机和氨冷却器，压缩、冷却后制得高纯度的液氨产品，氨精馏塔底部的碳铵液被送回二氧化碳解吸塔作为吸收液。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其所述含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的气相进口，该气液喷射吸收器的液相进口送入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述含有NH3和CO2混合气体的尾气与碳铵液在气液喷射吸收器中混合，尾气中的氨被碳铵液快速吸收，但由于停留时间较短，尾气中的二氧化碳则来不及吸收，随后在经过旋风分离器后，顶部含大量CO2少量NH3的混合气被送至下一级非平衡吸收系统中，旋风分离器底部的碳铵液则送入碳氨液储罐中，经循环泵再泵入上一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的液相进口，按此方法，混合尾气经过多级非平衡吸收系统吸收，直至送入最后一级非平衡吸收系统。
本发明所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其所述多级非平衡吸收系统的操作温度为T=40～100℃，操作压力P=2～5BAR，分氨塔的操作温度为T=90～100℃，操作压力P=18～25BAR，所述氨精馏塔中采用四级冷却器，其设置的温度分别为T1=65～72℃，T2=58～65℃，T3=42～50℃，T4=38～42℃，操作压力P=3～6BAR，所述氨精馏塔顶部产品气温度为10～15℃，所述二氧化碳解吸塔的操作温度为T=45～60℃，操作压力P=10～15BAR。
本发明相对传统平衡吸收分离，原料无压缩，节省电耗，采用在低压力下多级非平衡分离方法，其流程更加简单，经非平衡吸收分离系统后，氨碳分离效率高，多级非平衡吸收系统出口气中CO2含量大于92%，相比以前的工艺流程基本实现了氨气和二氧化碳气的完全分离，在尾吸塔出口CO2气含量大于95%。而多级非平衡吸收系统中液相去碳铵液储槽，其液相NH3/CO2>5（摩尔比），因此在后续分氨系统中，所需的蒸汽消耗更低，氨精馏塔出口气氨含量高达99.8%。在本发明中每回收一吨液氨，约消耗4.37吨蒸汽、100度电，相对现有三聚氰胺尾气处理方法真正达到了节能降耗减排的目的。
附图说明
图1是本发明的工艺流程图。
图2是本发明中非平衡吸收系统的结构示意图。
图3是本发明中非平衡分离装置的结构示意图。
图4是本发明中气液喷射吸收器的结构示意图。
图中标记：1为尾吸塔，2为分氨塔，3为二氧化碳解吸塔，4为氨精馏塔，5为循环泵，6为碳铵液槽，7为碳铵泵，8为稀氨水冷却器，9为稀氨水泵，10为塔循环泵，11为冷却器，12为气液喷射吸收器，13为旋风分离器，14为碳氨液储罐，15为气相进口，16为液相进口，17为气相出口，18为液相出口，19为喷射吸收器主体，19a为吸入段，19b为喉管段，19c为混合管段，19d为扩压管段，20为液相进口管，20a为喷嘴，21为气相进气管，22为固定片，23为保温隔热层，24为液氨压缩机，25氨冷却器，26为非平衡吸收系统。
具体实施方式
下面结合附图，对本发明作详细的说明。
为了使本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。
实施例1：如图1、2和3所示，一种多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，包括多级非平衡吸收系统、尾吸塔1、分氨塔2、二氧化碳解吸塔3以及氨精馏塔4，所述多级非平衡吸收系统由多个非平衡吸收系统26串联构成，以提高装置的吸氨效率，每个非平衡吸收系统由多个非平衡分离装置并联构成，以实现工程装置尾气处理量，根据三胺尾气输送量确定每一级非平衡吸收系统中非平衡分离装置的数量，进而确定整个多级非平衡吸收系统的吸氨级数；在本实施例中，所述多级非平衡吸收系统由三个非平衡吸收系统串联构成，每个非平衡吸收系统由三个非平衡分离装置并联构成；尾气排放出口通过管道与第一级非平衡吸收系统连通，所述多级非平衡吸收系统中，上一级非平衡吸收系统顶部排气口与下一级非平衡吸收系统连通，下一级非平衡吸收系统底部通过设置有循环泵5的管道经冷却器11与上一级非平衡吸收系统连通，最后一级非平衡吸收系统的顶部排气口通过管道与尾吸塔1连通，所述尾吸塔1顶部将分离后的CO2气排出，其底部通过循环泵5与最后一级非平衡吸收系统连通，所述第一级非平衡吸收系统通过设置有循环泵5的管道经冷却器11与碳铵液槽6连通，所述碳铵液槽6通过设置有碳铵泵7的管道与分氨塔2连通，经分氨塔底部的再沸器加热，所述分氨塔2的顶部排气口通过管道与氨精馏塔4连通，其底部通过设置有稀氨水冷却器8的管道经稀氨水泵9分别与尾吸塔1和二氧化碳解吸塔3连通，所述氨精馏塔4底部通过设置有塔循环泵10的管道与二氧化碳解吸塔3连通，所述二氧化碳解吸塔3的顶部将解吸后的CO2气排出，其底部通过管道与分氨塔2连通，所述氨精馏塔4顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通，所述氨压缩冷凝系统包括液氨压缩机24以及氨冷却器25，所述氨精馏塔4顶部得到的高纯度气氨产品经液氨压缩机24及氨冷却器25后得到高纯度的液氨产品。
其中，所述非平衡分离装置包括气液喷射吸收器12、旋风分离器13以及碳氨液储罐14，所述尾气排放出口通过管道分别与第一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器12的气相进口15连通，所述气液喷射吸收器12的液相进口16通入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述气液喷射吸收器12的出口端与旋风分离器13连通，所述旋风分离器13上端的气相出口17通过管道与下一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器12的气相进口15连通，所述旋风分离器13下端的液相出口18与碳氨液储罐14连通，所述碳氨液储罐14的底部出液口通过循环泵5与上一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器12的液相进口16连通，所述最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中旋风分离器13上端的气相出口17通过管道与尾吸塔1连通，所述尾吸塔1底部通过循环泵5与最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器12的液相进口16连通。
如图4所示，所述气液喷射吸收器12包括喷射吸收器主体19和液相进口管20，所述喷射吸收器主体19分为依次连通的吸入段19a、喉管段19b、混合管段19c以及扩压管段19d，所述喉管段19b为缩颈结构，其管径较小端与混合管段19c一端连通，所述扩压管段19d为扩径结构，其管径较小端与混合管段19c另一端连通，所述吸入段19a为三通套筒结构，在所述吸入段19a侧面设置有与之连通的气相进气管21，所述液相进口管20插入吸入段19a内并与之连通，所述液相进口管20插入吸入段19a部分通过至少三个均匀分布的固定片22固定在吸入段19a内。
其中，所述喉管段19b以60°锥度缩颈与混合管段19c一端连通，以达到气液两相流在喉管处产生局部负压，形成高度湍流态，气相呈气泡状分散于液相中，传质速率加快；所述扩压管段19d以7.5°锥度扩径与混合管段19c另一端连通，使得高速喷射流体动能转化为势能；所述液相进口管20置于喉管段19b内的喷嘴20a以60°锥度缩颈，所述混合管段19c的直径Dm为喷嘴20a端部直径的3～5倍，所述液相进口管20的喷嘴20a的孔径为2mm～15mm，所述喷嘴20a与其对应的喉管段19b端部之间的距离Le=2Dm，所述混合管段19c的长度Lm=3～6Dm，在本实施例中，混合管段的直径为Ф32X3，混合管段长度为150mm，以保证喷射出的液相和气相在混合段部，能高速分散而处于高速湍流态，使得射流变成泡沫流，从而提高传质系数；在所述喷射吸收器主体19外部设置有一层硅酸铝作为保温隔热层23，防止高温气相、液相进入喷射器，对人体造成烫伤或破坏。
所述气液喷射吸收器在本发明中的工作原理为：将喷射器的气相进气口和液相进口管分别与气相输送管和液相输送管相连接，打开进气、进液管路，气液两相在喉管处汇合，在缩径处，流体处于高速湍流态，流体由射流变为泡沫流，从而使得两相相间比表面不断更新，传质系数增大，实现气液快速吸收，快速通过。在本发明中含有NH3和CO2混合气体的尾气及碳氨液高速进入气液喷射吸收器，使得混合气液两相强湍动态接触（10毫秒级），达到氨、二氧化碳在液相中吸收的时间差，实现气相尽可能富集二氧化碳，而液相富集氨的分离效果。
如图1所示，一种采用上述多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其具体分离方法是：将含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统，其顶部分离出的混合气送入第二级非平衡吸收系统中，所述第二级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第一级非平衡吸收系统中作为吸收液，第二级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入第三级非平衡吸收系统中，第三级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第二级非平衡吸收系统中作为吸收液，第三级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入下一级非平衡吸收系统中，以此类推，直到最后一级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气送入尾吸塔后得到高纯度的CO2产品气，其纯度大于95%，而尾吸塔底部产生的碳铵液送回最后一级非平衡吸收系统中作为吸收液，所述多级非平衡吸收系统的操作温度为T=40～100℃，操作压力P=2～5BAR；待多级非平衡吸收系统运行稳定后，从第一级非平衡吸收系统中采出部分碳铵液送碳铵液槽，通过碳铵泵将碳铵液槽中的碳铵液送入分氨塔，通过低压蒸汽（LPS）加热，进行分氨操作，所述分氨塔的操作温度为T=90～100℃，操作压力P=18～25BAR，所述分氨塔顶部分离出少量二氧化碳的氨气，其混合气气中含氨50%～60%，送入氨精馏塔中，所述氨精馏塔中采用四级冷却器，其设置的温度分别为T1=65～72℃，T2=58～65℃，T3=42～50℃，T4=38～42℃，操作压力P=3～6BAR，所述氨精馏塔顶部产品气温度为10～15℃，所述分氨塔底部的碳铵液通过稀氨水冷却器冷却后，由稀氨水泵送回尾吸塔或二氧化碳解吸塔，所述氨精馏塔顶部得到高纯度的氨气，并经液氨压缩机和氨冷却器，压缩、冷却后制得高纯度的液氨产品，氨精馏塔底部的碳铵液被送回二氧化碳解吸塔作为吸收液，被送回二氧化碳解吸塔的碳氨液通过中压蒸汽（MPS）加热，解吸后得到二氧化碳产品气，底部碳氨液送入分氨塔进行循环操作，所述二氧化碳解吸塔的操作温度为T=45～60℃，操作压力P=10～15BAR。
其中，所述含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的气相进口，该气液喷射吸收器的液相进口送入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述含有NH3和CO2混合气体的尾气与碳铵液在气液喷射吸收器中混合，尾气中的氨被碳铵液快速吸收，但由于停留时间较短，尾气中的二氧化碳则来不及吸收，随后在经过旋风分离器后，顶部含大量CO2少量NH3的混合气被送至下一级非平衡吸收系统中，旋风分离器底部的碳铵液则送入碳氨液储罐中，经循环泵再泵入上一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的液相进口，按此方法，混合尾气经过多级非平衡吸收系统吸收，直至送入最后一级非平衡吸收系统。
本装置原料为副产3万吨三聚氰胺的含氨、二氧化碳尾气，尾气中NH3：CO2为65:35，温度为140℃，压力为4BAR。在本实施例中，一级非平衡吸收系统中，操作压力为3.6BAR，温度为55℃，二级非平衡吸收系统中，操作压力为3.3BAR，温度为51℃，三级非平衡吸收系统中，操作压力为2.7BAR，温度为49℃，尾吸塔的操作压力为2.5BAR，温度为45℃，精馏塔的操作压力为5.4BAR，四级冷却器T1=68℃，T2=48℃，T3=44℃，T4=40℃。
混合尾气首先被送入一级非平衡吸收系统，顶部分离出的混合气NH3：CO2：H2O=49:49:2；该混合气被送入二级非平衡吸收系统，从该系统中分离出的混合气NH3：CO2：H2O=29:68:3，同时从循环管路上侧线采出一部分碳铵液送入一级非平衡吸收系统作为吸收液；二级分离后的混合气送入三级非平衡吸收系统，从该系统中分离出的混合气NH3：CO2：H2O=3:92:5，同时将三级非平衡吸收系统采出部分碳铵液送二级非平衡吸收系统作为吸收液；三级分离后的混合气被送入尾吸塔后则得到高纯度的CO2产品气，其中NH3：CO2：H2O=2:96:2，从尾吸塔底部采出部分碳铵液送回三级非平衡吸收系统作为吸收液。而送入碳铵液槽的碳铵液中液相NH3/CO2=6.2(摩尔比)，经分氨、精馏后得到液氨产品纯度大于99.8%。
实施例2：本实施例中所述的氨和二氧化碳吸收系统与实施例1相同。原料气中NH3：CO2仍为65:35，温度为140℃，压力为4BAR。在本实施例中，一级非平衡级吸收系统中，操作压力为3.9BAR，温度为60℃，二级非平衡级吸收系统中，操作压力为3.6BAR，温度为55℃，三级非平衡级吸收系统中，操作压力为3.2BAR，温度为50℃，尾吸塔的操作压力为2.8BAR，温度为48℃，精馏塔的操作压力为6BAR，四级冷却器T1=70℃，T2=45℃，T3=42℃，T4=38℃。
混合尾气经过一级非平衡级吸收系统分离后，出口气相NH3：CO2：H2O=49：49：2，二级非平衡级吸收系统出口气相NH3：CO2：H2O=29：68：3，三级非平衡级吸收系统出口气相NH3：CO2：H2O=3：92：5，尾吸塔出口气相NH3：CO2：H2O=2：95：3；而送入碳铵液槽的碳铵液中液相NH3/CO2=6(摩尔比)，经分氨、精馏后得到液氨产品纯度大于99.8%。
实施例3：本实施例中所述的氨和二氧化碳分离系统与实施例1相同。原料气中NH3：CO2仍为65:35，温度为140℃，压力为4BAR。在本实施例中，一级非平衡级吸收系统中，操作压力为3.2BAR，温度为50℃，二级非平衡级吸收系统中，操作压力为3.0BAR，温度为47℃，三级非平衡级吸收系统中，操作压力为2.8BAR，温度为45℃，尾吸塔的操作压力为2.6BAR，温度为43℃，精馏塔的操作压力为5.1BAR，四级冷却器T1=64℃，T2=40℃，T3=38℃，T4=35℃。
混合尾气经过一级非平衡级吸收系统分离后，出口气相NH3：CO2：H2O=46：53：1，二级非平衡级吸收系统出口气相NH3：CO2：H2O=22：75：3，三级非平衡级吸收系统出口气相NH3：CO2：H2O=3：94：3，尾吸塔出口气相NH3：CO2：H2O=1：97：2。而送入碳铵液槽的碳铵液中液相NH3/CO2=5.6(摩尔比)，经分氨、精馏后得到液氨产品纯度大于99.8%。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (10)
1.一种多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：包括多级非平衡吸收系统、尾吸塔（1）、分氨塔（2）、二氧化碳解吸塔（3）以及氨精馏塔（4），所述多级非平衡吸收系统由多个非平衡吸收系统（26）串联构成，每个非平衡吸收系统由多个非平衡分离装置并联构成，尾气排放出口通过管道与第一级非平衡吸收系统连通，所述多级非平衡吸收系统中，上一级非平衡吸收系统顶部排气口与下一级非平衡吸收系统连通，下一级非平衡吸收系统底部通过设置有循环泵（5）的管道经冷却器（11）与上一级非平衡吸收系统连通，最后一级非平衡吸收系统的顶部排气口通过管道与尾吸塔（1）连通，所述尾吸塔（1）顶部将分离后的CO2气排出，其底部通过循环泵（5）与最后一级非平衡吸收系统连通，所述第一级非平衡吸收系统通过设置有循环泵（5）的管道经冷却器（11）与碳铵液槽（6）连通，所述碳铵液槽（6）通过设置有碳铵泵（7）的管道与分氨塔（2）连通，所述分氨塔（2）的顶部排气口通过管道与氨精馏塔（4）连通，其底部通过设置有稀氨水冷却器（8）的管道经稀氨水泵（9）分别与尾吸塔（1）和二氧化碳解吸塔（3）连通，所述氨精馏塔（4）底部通过设置有塔循环泵（10）的管道与二氧化碳解吸塔（3）连通，所述二氧化碳解吸塔（3）的顶部将解吸后的CO2气排出，其底部通过管道与分氨塔（2）连通，所述氨精馏塔（4）顶部通过管道与氨压缩冷凝系统连通。
2.根据权利要求1所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述非平衡分离装置包括气液喷射吸收器（12）、旋风分离器（13）以及碳氨液储罐（14），所述尾气排放出口通过管道分别与第一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器（12）的气相进口（15）连通，所述气液喷射吸收器（12）的液相进口（16）通入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述气液喷射吸收器（12）的出口端与旋风分离器（13）连通，所述旋风分离器（13）上端的气相出口（17）通过管道与下一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器（12）的气相进口（15）连通，所述旋风分离器（13）下端的液相出口（18）与碳氨液储罐（14）连通，所述碳氨液储罐（14）的底部出液口通过循环泵（5）与上一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器（12）的液相进口（16）连通，所述最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中旋风分离器（13）上端的气相出口（17）通过管道与尾吸塔（1）连通，所述尾吸塔（1）底部通过循环泵（5）与最后一级非平衡吸收系统的各平衡分离装置中气液喷射吸收器（12）的液相进口（16）连通。
3.根据权利要求2所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述气液喷射吸收器（12）包括喷射吸收器主体（19）和液相进口管（20），所述喷射吸收器主体（19）分为依次连通的吸入段（19a）、喉管段（19b）、混合管段（19c）以及扩压管段（19d），所述喉管段（19b）为缩颈结构，其管径较小端与混合管段（19c）一端连通，所述扩压管段（19d）为扩径结构，其管径较小端与混合管段（19c）另一端连通，所述吸入段（19a）为三通套筒结构，在所述吸入段（19a）侧面设置有与之连通的气相进气管（21），所述液相进口管（20）插入吸入段（19a）内并与之连通。
4.根据权利要求3所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述喉管段（19b）以60°锥度缩颈与混合管段（19c）一端连通，所述扩压管段（19d）以7.5°锥度扩径与混合管段（19c）另一端连通，所述液相进口管（20）置于喉管段（19b）内的喷嘴（20a）以60°锥度缩颈。
5.根据权利要求4所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述混合管段（19c）的直径Dm为喷嘴（20a）端部直径的3～5倍，所述液相进口管（20）的喷嘴（20a）的孔径为2mm～15mm，所述喷嘴（20a）与其对应的喉管段（19b）端部之间的距离Le=2Dm，所述混合管段（19c）的长度Lm=3～6Dm。
6.根据权利要求4所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述液相进口管（20）插入吸入段（19a）部分通过至少三个均匀分布的固定片（22）固定在吸入段（19a）内，在所述喷射吸收器主体（19）外部设置有一层硅酸铝作为保温隔热层（23）。
7.根据权利要求1至6中任意一项所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置，其特征在于：所述氨压缩冷凝系统包括液氨压缩机（24）以及氨冷却器（25），所述氨精馏塔（4）顶部得到的高纯度气氨产品经液氨压缩机（24）及氨冷却器（25）后得到高纯度的液氨产品。
8.一种采用上述权利要求所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其特征在于：将含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统，其顶部分离出的混合气送入第二级非平衡吸收系统中，所述第二级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第一级非平衡吸收系统中作为吸收液，第二级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入第三级非平衡吸收系统中，第三级非平衡吸收系统产生的碳铵液则送回第二级非平衡吸收系统中作为吸收液，第三级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气则送入下一级非平衡吸收系统中，以此类推，直到最后一级非平衡吸收系统顶部分离出的混合气送入尾吸塔后得到高纯度的CO2产品气，而尾吸塔底部产生的碳铵液送回最后一级非平衡吸收系统中作为吸收液，待多级非平衡吸收系统运行稳定后，从第一级非平衡吸收系统中采出部分碳铵液送碳铵液槽，通过碳铵泵将碳铵液槽中的碳铵液送入分氨塔，所述分氨塔顶部分离出少量二氧化碳的氨气，送入氨精馏塔中，所述分氨塔底部的碳铵液通过稀氨水冷却器冷却后，由稀氨水泵送回尾吸塔或二氧化碳解吸塔，所述氨精馏塔顶部得到高纯度的氨气，并经液氨压缩机和氨冷却器，压缩、冷却后制得高纯度的液氨产品，氨精馏塔底部的碳铵液被送回二氧化碳解吸塔作为吸收液。
9.根据权利要求8所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其特征在于：所述含有NH3和CO2混合气体的尾气送入第一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的气相进口，该气液喷射吸收器的液相进口送入下一级非平衡吸收系统产生的碳铵液，所述含有NH3和CO2混合气体的尾气与碳铵液在气液喷射吸收器中混合，尾气中的氨被碳铵液快速吸收，但由于停留时间较短，尾气中的二氧化碳则来不及吸收，随后在经过旋风分离器后，顶部含大量CO2少量NH3的混合气被送至下一级非平衡吸收系统中，旋风分离器底部的碳铵液则送入碳氨液储罐中，经循环泵再泵入上一级非平衡吸收系统中气液喷射吸收器的液相进口，按此方法，混合尾气经过多级非平衡吸收系统吸收，直至送入最后一级非平衡吸收系统。
10.根据权利要求9所述的多级非平衡吸收方法分离NH3和CO2混合气体的装置的分离工艺，其特征在于：所述多级非平衡吸收系统的操作温度为T=40～100℃，操作压力P=2～5BAR，分氨塔的操作温度为T=90～100℃，操作压力P=18～25BAR，所述氨精馏塔中采用四级冷却器，其设置的温度分别为T1=65～72℃，T2=58～65℃，T3=42～50℃，T4=38～42℃，操作压力P=3～6BAR，所述氨精馏塔顶部产品气温度为10～15℃，所述二氧化碳解吸塔的操作温度为T=45～60℃，操作压力P=10～15BAR。
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