CN105289210B - 一种氨碳分离工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种氨碳分离工艺，包括二氧化碳吸收步骤：在二氧化碳洗涤塔中混合气体顺次与碳化氨水、浓氨水接触形成吸碳液，在二氧化碳吸收塔中吸碳液与混合气体接触制得甲铵液。本发明的工艺首创性地利用二氧化碳吸收塔和二氧化碳洗涤塔的配合作用，最大限度地将二氧化碳从混合气体中分开，具体为，二氧化碳吸收塔采用吸碳液粗略吸收混合气体中的二氧化碳，而二氧化碳洗涤塔主要采用碳化氨水，辅以浓氨水精密吸收二氧化碳，由此可将得到的粗氨气中二氧化碳含量控制在50ppm以下，而后再对粗氨气中的氨进行分离，最终得到完全不含二氧化碳和水的纯氨。藉此，本发明的工艺真正实现了氨与二氧化碳的彻底分离，提高了氨碳分离效果，有利于增加经济效益。

Description

一种氨碳分离工艺

技术领域

本发明涉及气体分离领域，尤其涉及一种用于分离氨气和二氧化碳混合气体中的工艺。

背景技术

在合成氨、尿素、三聚氰铵等工业过程中会产生大量含氨和二氧化碳的混合气体，基于经济性和环保性考虑，通常需要将该混合气体分离为纯净的氨和二氧化碳。

由于氨与二氧化碳极易结合形成碳酸氢铵、氨基甲酸铵等物质，因而无法采用变压吸附等物理方式进行分离，所以，现有的氨碳分离工艺大多通过引入水形成NII₃-CO₂-II₂O三元体系后再进行分离。但是，氨二氧化碳水三元系统的相平衡关系十分复杂，它并不遵循拉乌尔定律，只能用根据实验数据作出的一系列相图来表示，图1即示出了该三元系统的一种等压相图。在图1中，三角形的三个顶点分别代表氨、二氧化碳和水，分别称为氨角、碳角、水角；曲线III称为液相顶脊线，代表共沸混合物，曲线III左上方的区域称为I区即氨分离区，曲线III右下方的区域称为II区即二氧化碳分离区；虚线IV称为结晶线，其右、上方为气液固三相共存区。

以上述相图为理论基础，对组成位于I区的氨碳水溶液进行蒸馏时，随着氨气的不断蒸出，剩余液相的组成移向并最后到达液相顶脊线；对组成位于II区的氨碳水溶液进行蒸馏时，随着二氧化碳气的不断蒸出，剩余液相的组成也移向并最后到达液相顶脊线；对组成位于液相顶脊线III上的氨碳水溶液而言，气相和液相中的氨与二氧化碳的质量比相同，则无法进行氨碳分离。

中国专利文献CN101862577A公开了一种三聚氰铵尾气回收的方法，包括如下步骤：(1)三聚氰铵尾气经尾气吸收器和尾气吸收塔吸收的溶液入氨水槽，加压送甲铵缓冲槽，氨/碳质量比0.8-1∶1；(2)甲铵缓冲槽溶液加压、预热后入CO₂分离塔，压力1.6-1.9MPa，加热釜液至155-177℃，氨/碳质量比2.5-3∶1，塔顶得CO₂；(3)CO₂分离塔釜液送解析塔，压力0.6-0.7MPa，解析水55-65％给CO₂分离塔做吸收液，35-45％供尾气吸收用，解析气通过三个解析气吸收器冷至40℃，进氨精馏塔，塔顶用回流液氨干燥，塔顶气经压缩机加压，经冷凝器冷凝，得液氨。

本领域的专业人员应当明了，气体的吸收和解吸是两个相反的过程，需要消耗同样多的能量。上述技术先消耗大量冷量将氨和二氧化碳全部吸收，再消耗大量热量将氨和二氧化碳分别蒸出，提纯，导致系统能耗极高。另外CO₂分离塔釜的氨/碳质量比在2.5-3∶1，从图1来看，显然不在最佳操作区间，分离效率低，系统液体循环量大。

为解决现有技术存在的上述缺陷，中国专利文献CN103111159A公开了一种三聚氰铵尾气的处理方法，其包括：1)将三聚氰铵尾气送入氨分离塔进行处理，从氨分离塔的塔顶与塔中加入循环的稀氨水，用以吸收三聚氰铵尾气中的二氧化碳，从氨分离塔的塔顶采出较纯的氨气，从氨分离塔的塔底采出氨碳水溶液；2)将步骤1)中得到的氨碳水溶液经升压和换热后送入碳分离塔进行处理，从碳分离塔的塔顶和塔中加入循环的水和循环的氨碳水溶液，从碳分离塔的塔顶蒸出二氧化碳，从碳分离塔的塔底采出氨碳水溶液；3)将步骤2)中得到的氨碳水溶液送入水分离塔进行处理，从水分离塔的塔顶蒸出氨气、二氧化碳和水蒸气，从水分离塔的侧线采出稀氨碳水溶液，从水分离塔的塔底采出带有少量氨和二氧化碳的水；4)将步骤3)中得到的氨气、二氧化碳和水蒸气冷凝，水蒸气冷凝为水返回水分离塔，未被冷凝的氨气和二氧化碳返回氨分离塔循环利用，将步骤3)中得到的稀氨碳水溶液送入碳分离塔循环利用；5)较纯氨气送入冷却吸收器，用稀氨水吸收得浓氨水和惰性气体；浓氨水在氨精馏塔内得纯氨气，塔釜得稀氨水返回氨分离塔和冷却吸收器，惰性气体被洗涤氨气后得稀氨水也返回氨分塔和冷却吸收器。

同样是得到较为纯净的氨气和二氧化碳，上述技术将二氧化碳的吸收(同时氨气的分离)和氨气的吸收(同时二氧化碳的分离)分开，与中国专利CN101862577A相比，显著节省了能量，但仍存在需要改进空间，例如：上述技术将后续氨精制工段中的氨精馏塔釜液和惰洗塔釜液稀氨水作为氨分离塔的吸碳液，一方面由于稀氨水碱性较弱，吸碳能力不强，使得氨分离塔对于稀氨水的需求量很大，那么将后续大量液体循环至在前的氨分离塔，势必也要将大量的液体补回后续工段，这样显著增加了整个工艺流程的液体循环量，也增大了能耗；另一方面稀氨水中的氨远未饱和，在吸碳过程中也会大量吸氨至饱和，造成氨气在吸碳-脱碳工段的循环量有所增加；并且，氨气溶解又会放热升温，无疑提高了氨分离塔的气相中的二氧化碳的平衡浓度，在氨分离塔的顶部，气液两相逼近平衡状态，微量二氧化碳难以被吸收而进入后续的氨粘制工段，造成堵塞和腐蚀问题。再如，氨精制工段中稀氨水和浓氨水形成一个传递氨的小循环，上述技术仅仅能得到氨含量为25-29wt％的浓氨水，与稀氨水的浓度差较小。如果能进一步提高浓氨水的浓度，在氨产量相同的情况下可以减少稀氨水和浓氨水的循环量，从而降低系统能耗。因此，如何对现有技术中的氨碳分离工艺进行改进，以将混合气体中的氨与二氧化碳完全分离开，同时最大限度地降低工艺能耗，依旧是本领域亟待解决的一个技术难题。

发明内容

本发明解决的技术问题在于克服现有技术中的氨碳分离工艺所存在的氨与二氧化碳不能完全分离开、且能耗较大的缺陷，进而提供一种能够将混合气体中的氨与二氧化碳完全分离开、且经济性强的氨碳分离工艺。

为此，本发明实现上述目的的技术方案为：

一种氨碳分离工艺，包括，二氧化碳吸收步骤：

将含有氨和二氧化碳的混合气体依次送入二氧化碳吸收塔、二氧化碳洗涤塔中进行二氧化碳吸收处理，其中：

在所述二氧化碳洗涤塔中，所述混合气体顺次与碳化氨水和浓氨水发生接触，所述混合气体中的二氧化碳溶解于所述碳化氨水和所述浓氨水中形成吸碳液，在所述二氧化碳洗涤塔的顶部采集到二氧化碳含量低于50ppm的粗氨气；所述碳化氨水与所述浓氨水的体积比为(11-14)∶1，所述碳化氨水中的氨含量为21-26wt％、二氧化碳含量为3-6wt％、余量为水，所述浓氨水中的氨含量不小于34wt％；

在所述二氧化碳吸收塔中，将所述吸碳液与所述混合气体接触制得甲铵液。

采用循环水将所述吸碳液形成过程中所产生的热量移除，以控制所述粗氨气的温度为25-45℃，所述甲铵液的温度为80-90℃。

所述甲铵液中的氨含量不低于20wt％、二氧化碳含量不低于20wt％、余量为水。

还包括二氧化碳分离步骤：

(1)将所述甲铵液加压至1.8MPa以上，预热至140℃以上，闪蒸得到气相和液相，将所述气相和液相分别送入碳分离塔中；

(2)在所述碳分离塔中部加入来自解吸塔的不高于126℃的解吸液，在所述碳分离塔顶部加入不高于55℃的解吸液；

(3)在1.8-4.0MPaG的条件下进行二氧化碳分离处理，塔顶得到氨含量小于50ppm的二氧化碳，塔底得到氨/碳质量比为(4-10)∶1碳化氨水。

将所述碳化氨水与所述碳分离塔的进料换热，降温至80-90℃后分为两股，一股进入解吸塔中，在0.15-0.25MPaG的条件下解吸得到解吸液，塔顶得到解吸气，另一股与所述解吸气汇合后降温至50-60℃，冷凝，返回至所述二氧化碳吸收步骤中。

所述解吸液中的氨含量小于50ppm、温度为120-126℃，将所述解吸液分为两股，一股直接循环全所述碳分离塔的中部吸收氨气，另一股与所述解吸塔的进料换热，再降温至45-55℃，循环至所述碳分离塔的顶部。

还包括：

氨吸收步骤：用吸氨液对所述粗氨气进行两次并流或逆流吸收，得到氨含量不小于34wt％的浓氨水及尾气，所述吸氨液为氨含量不大于12wt％的稀氨水；

氨分离步骤：将部分所述浓氨水送入氨馏塔中，在160-180℃、1.2-2.0MPaG的条件下进行蒸馏，塔底得氨含量不大于12wt％的残液，塔顶40-55℃得纯氨气，将所述纯氨气冷凝制得水含量小于0.1wt％的液氨。

在所述氨吸收步骤中，采用循环水将所述浓氨水形成过程中所产生的热量移除，得到的所述浓氨水的温度为30-50℃。

所述残液与所述氨馏碳的进料换热降温后循环至所述氨吸收步骤中用作吸氨液；剩余部分所述浓氨水循环至所述二氧化碳吸收步骤中。

所述尾气经脱盐水和/或50-60℃的所述解吸液洗涤，得到第一洗涤液和第一放空气，所述第一放空气中的氨含量小于50ppm；将所述第一洗涤液循环至所述氨吸收步骤中用作吸氨液。

还包括氨精制步骤：

对所述粗氨气进行至少两级压缩处理，每一级所述压缩处理后的气体均进行冷凝及尾液分离操作，最终得到压力为1.2-1.8MPaG、水含量小于0.1wt％的气氨，将所述气氨冷凝制得纯液氨，残余气送去洗涤。

所述残余气经脱盐水和/或50-60℃的所述解吸液洗涤，得到第二洗涤液和第二放空气，所述第二放空气中的氨含量小于50ppm；

将所述第二洗涤液和所述尾液循环全所述二氧化碳洗涤塔中用作吸碳液。

所述碳分离塔、解吸塔、氨馏塔均采用蒸汽加热，用于加热所述碳分离塔和氨馏塔的蒸汽的压力为1.0-1.4MPa，用于加热所述解吸塔的蒸汽的压力低于0.3MPaG。

本发明的上述技术方案具有如下优点：

1、本发明提供的氨碳分离工艺，在二氧化碳的吸收工段中首创性地利用二氧化碳吸收塔和二氧化碳洗涤塔之间的配合作用，最大限度地将二氧化碳从混合气体中分离开，具体为，二氧化碳吸收塔采用吸碳液粗略吸收混合气体中的二氧化碳，至少可吸收60％的二氧化碳；二氧化碳洗涤塔先使用碳化氨水，后辅以少量饱和浓氨水精密吸收混合气体中剩余的二氧化碳，由此可将得到的粗氨气中二氧化碳含量控制在50ppm以下。而后对粗氨气进一步分离，最终能够得到完全不含二氧化碳和水的纯氨气。藉此，本发明的工艺真正实现了氨与二氧化碳的彻底分离，提高了氨碳分离效果，有利于增加经济效益，同时还有效克服了现有技术中的氨碳分离工艺无法将氨与二氧化碳完全分离的缺陷。

并且，本发明的氨碳分离工艺主要使用碳化氨水来吸收混合气体中的二氧化碳，而碳化氨水来源于二氧化碳分离工段中的塔底液、及冷凝后的解吸气，由于这两股液体只在二氧化碳吸收工段和二氧化碳分离工段之间循环，与现有技术将氨分离工段或氨精制工段得到的稀氨水循环用作吸碳液相比，大幅减少了全系统的液体循环量，有助于降低整个工艺的能耗，使得本发明的工艺与现有技术相比至少能够节约15％的耗电量。

2、本发明提供的氨碳分离工艺，对甲铵液进行闪蒸分离得到组分不同的气相和液相，根据组分近似的原则分别送入碳分离塔的合适位置，有利于保持碳分离塔内原有气相、液相的平衡，从而最大限度地减少不必要的能耗。现有技术未对甲铵液进行闪蒸而直接将其送入碳分离塔时，只能在碳分离塔的同一位置处进料，这样必然严重破坏了塔内原有气相和液相的浓度和温度梯度，由此造成的紊乱还需要额外消耗能量来纠正。

3、本发明提供的氨碳分离工艺，在碳分离塔的进料甲铵液中氨/碳质量比为1∶1，其中大部分二氧化碳从塔顶脱除，剩余的二氧化碳和所有的氨及水进入塔釜液，塔顶和塔中加入的解吸液也进入塔釜液，塔釜液的氨/碳比越高，说明该塔脱除二氧化碳的能力越强，效率越高。参照图1可知，图中左下角区域的顶脊线为不同温度下的塔釜液的组成，顶脊线上的点与H₂O角连线的斜率代表塔釜液氨/碳质量比，顶脊线上的点与CO₂角连线的斜率代表氨/水比。由于氨只来自于进料甲铵液，且全部从塔釜液送出，氨/碳比越高说明该塔“单次”分离二氧化碳的数量越多，整个二氧化碳吸收工段和二氧化碳分离工段循环量越小；氨/水比越高反映出塔顶和塔中加入的解吸液越少，则碳分离塔和解吸塔之间的循环量也越小，因此，我们希望的是最高的氨/碳质量比和较高的氨/水比。从图1可以看出，顶脊线有一个明显的转折，转折点右边氨/碳质量比较低且变化缓慢，但氨/水比较高且变化较快；而转折点左边氨/碳质量比较高，但随着温度升高，操作点继续向左下方移动，氨/碳质量比基本不变，但氨/水比继续减小，水循环量增大。

因此，本发明通过长期研究发现，在某一压力下最佳操作区间是在转折点略微偏左一点，使二氧化碳的分离效率最高，同时碳分离塔和解吸塔的循环量也不至于过高；并且压力对顶脊线的形态有明显影响，压力越高，转折点左侧的顶脊线越陡，氨/碳质量比越高，分离效果越明显。很显然，现有技术均未能深入理解三元相图上的脱碳操作区，本发明首次明确提出脱碳操作的最佳条件是压力1.8-4.0MPa，氨/碳质量比(4-10)∶1，使得脱碳操作区间在顶脊线转折点略微偏左，由此本发明的工艺对二氧化碳的分离效率最高，水循环量最小，系统能耗最低。

4、本发明提供的氨碳分离工艺，在二氧化碳吸收工段和氨吸收工段均采用循环水及时移除二氧化碳或氨的溶解反应热，以促进二氧化碳或氨的吸收，从而更加有利于将二氧化碳完全从混合气体中分离开，以及更容易地将粗氨气溶于稀氨水中，有利于提高本发明工艺的分离效果。

5、本发明提供的氨碳分离工艺，利用蜜铵装置尿洗塔所产的压力较低的废蒸汽对解吸塔进行加热，大大降低了氨碳分离工艺的实际蒸汽消耗，由于现有技术中的解吸塔消耗的热量占整套装置耗热量的一半左右，因此本发明能够显著降低整个工艺的能耗。此外，在本发明的工艺中，一半以上的冷却、冷凝过程是通过空冷器实现的，大大减少了循环冷却水的使用量，降低了公用工程消耗和水资源损失。

6、本发明提供的氨碳分离工艺，对于粗氨气精制成纯液氨的过程有两种方式：一是采用稀氨水将粗氨气吸收至液相，再于高压下精馏制得纯氨气，冷凝得纯液氨，氨馏塔的塔釜液返回继续做吸氨液；另一是将粗氨气直接进行多级压缩-冷凝-液体分离，使杂质全部进入液相，制得高压纯氨气，再冷凝得纯液氨。其中，第一种方式的耗电量较少，但消耗蒸汽较多，而第二种方式的耗电量较多，不消耗蒸汽，可以根据实际应用中的蒸汽和电力情况，灵活选择粗氨气的精制方式。

并且，在上述的粗氨气吸收过程中，本发明特别强调采取两级吸收的方式，即粗氨气与吸氨液B并流或逆流接触吸收，及时移走热量，得浓氨水和粗氨气B；粗氨气B再与原始吸氨液(来自氨馏塔和惰洗塔的稀氨水)并流或逆流接触吸收，及时移走热量，得不凝气体和吸氨液B。而现有技术对粗氨气只进行了单级吸收，即粗氨气与原始吸氨液接触，所得浓氨水中的氨含量仅能达到25-29wt％，本发明的两级吸收则可将浓氨水中的氨含量提高至34-36wt％，从而能够大幅降低吸氨液的用量，减小了氨吸收工段与氨分离工段间的液体循环量，同样有利于降低能耗。

附图说明

为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为1.8MPa下的NH₃-CO₂-H₂O三元系统的等压相图；

图2为实施例1的工艺流程图；

图3为实施例2的工艺流程图。

具体实施方式

下面将结合附图对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

此外，下面所描述的本发明不同实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。

在下述实施例中，wt％表示质量百分含量。

实施例1

本实施例所述的氨碳分离工艺，包括如下步骤：

二氧化碳吸收步骤：氨和二氧化碳的混合气体由底部进入二氧化碳吸收塔，塔顶有来自二氧化碳洗涤塔的吸碳液，塔内气液逆流接触，60％以上的二氧化碳被吸收进液相，未被吸收的混合气体继续向上流动，进入二氧化碳洗涤塔中，其塔顶加入来自氨吸收塔的浓氨水，塔中有来自碳分离塔和解吸塔的被空冷器冷凝的碳化氨水，同时塔中还由循环水及时移走二氧化碳溶解反应热。二氧化碳洗涤塔的塔顶得到温度为25-45℃、二氧化碳含量小于50ppm的粗氨气，二氧化碳吸收塔的塔釜得温度为80-90℃、氨含量不低于20wt％、二氧化碳含量不低于20wt％、余量为水的甲铵液。

二氧化碳分离步骤：将甲铵液升压至1.8MPaG以上、预热至140℃以上后进入气液分离器中进行闪蒸，分离出的气相和液相物料分别从不同的位置进入碳分离塔，碳分离塔釜由1.0-1.4MPaG的蒸汽加热，塔中加入来自解吸塔釜的120-126℃解吸液，塔顶加入降温至45-55℃的解吸液，塔内操作压力1.8-4.0MPaG。碳分离塔的塔顶得氨含量小于50ppm的二氧化碳，塔底得氨/碳质量比为(4-10)∶1的碳化氨水。

将上述碳化氨水与碳分离塔的进料换热降温至80-90℃后，分为两股，一股一股进入解吸塔中，解吸塔塔釜用0.15-0.25MPa的低压蒸汽加热，优选所述低压蒸汽为来自蜜铵装置尿洗塔所产的废蒸汽，以将氨和二氧化碳全部蒸出，在解吸塔顶得解吸气，与另一股汇合后去解吸气空冷器降温至50-60℃，冷凝，返回至二氧化碳洗涤塔中用作碳化氨水，所述碳化氨水中的氨含量为21-26wt％、二氧化碳含量为3-6wt％、余量为水；解吸塔底得氨含量低于50ppm、120-126℃的解吸液。将解吸液分为两股，一股直接送碳分离塔中部作吸氨剂，另一股与解吸塔进料换热后，再被解吸水空冷器降温至45-55℃，去碳分离塔顶部及惰洗塔顶部作吸氨剂。

氨吸收步骤：将粗氨气送入氨吸收塔中，氨吸收塔内分为两段吸氨区，每一段区域内采用氨含量不大于12wt％的稀氨水作为吸氨液，本实施例的吸氨液与粗氨气并流接触，在其它实施例中吸氨液也可以与粗氨气逆流接触，同时采用循环水及时移走氨的溶解反应热，通过两次气液平衡，制得氨含量不小于34wt％的浓氨水。未被吸收的尾气去惰洗塔，经解吸液和补充脱盐水洗涤后放空，放空气中的氨含量低于50ppm，惰洗塔釜液循环至氨吸收塔作吸氨液。

氨分离步骤：将大部分浓氨水升压至1.2-2MPaG、预热至160-180℃后送入氨馏塔中，氨馏塔塔釜由1.0-1.4MPaG的蒸汽加热，塔顶由循环水冷凝回流，塔内的操作压力1.2-2MPaG。氨馏塔的塔顶得水含量小于0.1wt％的纯氨气，经循环水冷凝制得液氨，塔底得氨含量低于12wt％的稀氨水，与氨馏塔进料换热后返回氨吸收塔作吸氨液。而剩余小部分浓氨水返回至二氧化碳洗涤塔顶部作为吸碳液。

实施例2

本实施例所述的氨碳分离工艺，其二氧化碳的吸收、分离步骤同实施例1，此外还包括氨精制步骤：

将粗氨气送入两级压缩机，第一级的出口压力为0.5MPaG，第二级的出口压力为1.7MPaG，经每一级压缩后的气体均用循环水冷凝，并将尾液分离，最终得到压力不小于1.5MPaG、水含量小于0.1wt％的气氨，将气氨送入氨冷凝器，经循环水冷凝相得纯液氨，而残余气则进惰洗塔，用解吸液洗涤至氨含量小于50ppm的放空气，惰洗塔釜液及压缩后的尾液一并返回二氧化碳洗涤塔顶部作吸碳液。

对比例1

本对比例为中国专利文献CN103111159A所公开的实施例2的工艺。

对比例2

本对比例为中国专利文献CN103111159A所公开的实施例3的工艺。

对比例3

本对比例为中国专利文献CN101862577A所公开的实施例的工艺。

采用上述实施例中的工艺每分离出1吨纯氨和1吨纯二氧化碳所需的能耗与对比例1-3进行对比，结果如表1所示：

表1能耗对比

从表1可以看出，与对比例1-2相比，本发明工艺的电耗量和冷却水用量都明显有所下降，特别是与对比例3相比，本发明的工艺显著降低了能量消耗，可见本发明的氨碳分离工艺具有明显的低能耗优势。

将上述实施例中的工艺得到的产品品质与对比例1、3进行对比，结果如表2所示：

表2产品品质的对比

由表2可知，与对比例1相比，本发明工艺所得的产品氨的品质得到了大幅提升，使得氨中完全不含CO₂，尤其与对比例3相比，本发明工艺显著提高了二氧化碳和氨产品、及放空气的品质，说明本发明的氨碳分离工艺实现了混合气体中的二氧化碳与氨的彻底分离。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (9)

1.一种氨碳分离工艺，包括，二氧化碳吸收步骤：

将含有氨和二氧化碳的混合气体依次送入二氧化碳吸收塔、二氧化碳洗涤塔中进行二氧化碳吸收处理，其中：

在所述二氧化碳洗涤塔中，所述混合气体顺次与碳化氨水和浓氨水发生接触，所述混合气体中的二氧化碳溶解于所述碳化氨水和所述浓氨水中形成吸碳液，在所述二氧化碳洗涤塔的顶部采集到二氧化碳含量低于50ppm的粗氨气；所述碳化氨水与所述浓氨水的体积比为(11-14)：1，所述碳化氨水中的氨含量为21-26wt％、二氧化碳含量为3-6wt％、余量为水，所述浓氨水中的氨含量不小于34wt％；

在所述二氧化碳吸收塔中，将所述吸碳液与所述混合气体接触制得甲铵液；

还包括二氧化碳分离步骤：

(1)将所述甲铵液加压至1.8MPa以上，预热至140℃以上，闪蒸得到气相和液相，将所述气相和液相分别送入碳分离塔中；

(2)在所述碳分离塔中部加入来自解吸塔的不高于126℃的解吸液，在所述碳分离塔顶部加入不高于55℃的解吸液；

(3)在1.8-4.0MPaG的条件下进行二氧化碳分离处理，塔顶得到氨含量小于50ppm的二氧化碳，塔底得到氨/碳质量比为(4-10):1碳化氨水。

2.根据权利要求1所述的氨碳分离工艺，其特征在于，采用循环水将所述吸碳液形成过程中所产生的热量移除，以控制所述粗氨气的温度为25-45℃，所述甲铵液的温度为80-90℃；

所述甲铵液中的氨含量不低于20wt％、二氧化碳含量不低于20wt％、余量为水。

3.根据权利要求1所述的氨碳分离工艺，其特征在于，将所述碳化氨水与所述碳分离塔的进料换热，降温至80-90℃后分为两股，一股进入解吸塔中，在0.15-0.25MPaG的条件下解吸得到解吸液，塔顶得到解吸气，另一股与所述解吸气汇合后降温至50-60℃，冷凝，返回至所述二氧化碳吸收步骤中；

所述解吸液中的氨含量小于50ppm、温度为120-126℃，将所述解吸液分为两股，一股直接循环至所述碳分离塔的中部吸收氨气，另一股与所述解吸塔的进料换热，再降温至45-55℃，循环至所述碳分离塔的顶部。

4.根据权利要求1-3任一项所述的氨碳分离工艺，其特征在于，还包括：

氨吸收步骤：用吸氨液对所述粗氨气进行两次并流或逆流吸收，得到氨含量不小于34wt％的浓氨水及尾气，所述吸氨液为氨含量不大于12wt％的稀氨水；

氨分离步骤：将部分所述浓氨水送入氨馏塔中，在160-180℃、1.2-2.0MPaG的条件下进行蒸馏，塔底得氨含量不大于12wt％的残液，塔顶40-55℃得纯氨气，将所述纯氨气冷凝制得水含量小于0.1wt％的液氨。

5.根据权利要求4所述的氨碳分离工艺，其特征在于，在所述氨吸收步骤中，采用循环水将所述浓氨水形成过程中所产生的热量移除，得到的所述浓氨水的温度为30-50℃。

6.根据权利要求4所述的氨碳分离工艺，其特征在于，所述残液与所述氨馏塔的进料换热降温后循环至所述氨吸收步骤中用作吸氨液；剩余部分所述浓氨水循环至所述二氧化碳吸收步骤中。

7.根据权利要求4所述的氨碳分离工艺，其特征在于，所述尾气经脱盐水和/或50-60℃的所述解吸液洗涤，得到第一洗涤液和第一放空气，所述第一放空气中的氨含量小于50ppm；将所述第一洗涤液循环至所述氨吸收步骤中用作吸氨液。

8.根据权利要求1-3任一项所述的氨碳分离工艺，其特征在于，还包括氨精制步骤：

对所述粗氨气进行至少两级压缩处理，每一级所述压缩处理后的气体均进行冷凝及尾液分离操作，最终得到压力为1.2-1.8MPaG、水含量小于0.1wt％的气氨，将所述气氨冷凝制得纯液氨，残余气送去洗涤。

9.根据权利要求8所述的氨碳分离工艺，其特征在于，所述残余气经脱盐水和/或50-60℃的所述解吸液洗涤，得到第二洗涤液和第二放空气，所述第二放空气中的氨含量小于50ppm；

将所述第二洗涤液和所述尾液循环至所述二氧化碳洗涤塔中用作吸碳液；所述碳分离塔、解吸塔、氨馏塔均采用蒸汽加热，用于加热所述碳分离塔和氨馏塔的蒸汽的压力为1.0-1.4MPa，用于加热所述解吸塔的蒸汽的压力低于0.3MPaG。