CN105771551B - 一种氨和二氧化碳的分离方法 - Google Patents

一种氨和二氧化碳的分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种氨和二氧化碳的分离方法，包括下述步骤：将包含氨和二氧化碳的混合气体送入吸收塔，同时引入二氧化碳吸收剂和低沸物，再沸器加热下从塔顶采出含氨的气态物质，塔釜得到含低沸物的碳酸氢钾富液；将含低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔，再沸器加热下从塔顶得到低沸物返回吸收塔循环使用，塔釜得到脱除了低沸物的碳酸氢钾富液；将脱除了低沸物的碳酸氢钾富液送入解吸塔，再沸器加热下在塔顶得到二氧化碳，塔釜得到碳酸钾贫液，返回吸收塔作为二氧化碳吸收剂循环利用。采用本方法分离氨和二氧化碳，二氧化碳回收率接近99.95％，吸收塔塔釜氨含量低于0.05％，有效解决了氨和二氧化碳易结晶导致无法分离的问题。

Description

一种氨和二氧化碳的分离方法
技术领域
本发明涉及混合物中脱除二氧化碳的技术领域，特别涉及一种氨和二氧化碳的分离方法。
背景技术
在生产尿素或由尿素合成三聚氰胺生产过程中会产生含有氨和二氧化碳的混合气体。如何高效地从混合气体中分离出氨和二氧化碳，使其作为循环物料或联产物/副产物，对生产工艺的效率和经济性起到至关重要的作用。
氨和二氧化碳混合物的一个特殊性质在于，常压下低于约59℃，两者易自发反应生成氨基甲酸铵固体(Ammonium carbamate，简称甲铵)，极易导致设备和/或管道堵塞。然而，由于氨的沸点(常压下为-33℃)和二氧化碳的沸点(常压下为-78℃)远低于甲铵分解温度，因此无法采用常规精馏方法将氨和二氧化碳等分离而不导致甲铵固体的生成。
碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate，简称DMC，结构式：是近年来颇受国内外重视的新型绿色化学品，由于其分子中含有CH3―、CH3O―、CH3O―CO―、―CO―等多种官能团，因而具有良好的反应活性，符合清洁生产和绿色化工的时代要求，在包括化工合成、环保溶剂、锂离子电解液尤其是燃油添加剂等诸多领域中有广泛应用。
尿素醇解法制备碳酸二甲酯的方法(例如，CN102212009B)，因其所用原料尿素和甲醇价廉易得，且主产品碳酸二甲酯品质高、杂质含量少等优势而成为DMC制备和分离的研究重点。尿素醇解法的反应输出物质中涉及含有氨、二氧化碳和有机物(例如甲醇)的混合气体。如何高效地分离反应输出物质中的氨、二氧化碳和有机物，是尿素醇解法生产工艺需要解决的重要问题。
热钾碱法是一种常见的脱除工艺气体中二氧化碳的方法(简称脱碳)，被应用于合成氨、制氢、液化气和天然气等领域酸性混合气体脱除二氧化碳的生产过程，如中国专利申请CN101168115A“一种脱除变换气中CO2的方法”、中国专利申请CN1403185A“一种热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进方法”、中国专利申请CN102125795A“一种从合成氨变换气中脱除CO2的方法及装置”。热钾碱法脱碳是以碳酸钾溶液作为吸收剂，气体混合物通过吸收塔与逆向流动的碳酸钾溶液接触，二氧化碳及其他酸性杂质气体与碳酸钾溶液反应生成碳酸氢钾后从混合气体中除去。吸收了二氧化碳的富液进入解吸塔,由于部分溶液加热至沸点，部分碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。为了提高吸收/解吸效率，吸收剂中还添加一些活化剂或助剂，使吸收和解吸反应速率大大提高。由于活化剂和工艺参数上的差异，出现了多种热钾碱脱除二氧化碳的工艺，如以三氧化二砷为催化剂的含砷热钾碱法(G.V.脱碳法)、以氨基乙酸为催化剂的氨基乙酸法(或无毒脱碳法)、以烷基醇胺、二乙撑三胺(DETA)为催化剂的卡脱卡勃法(或催化热钾碱法)、以二乙醇胺为催化剂的苯菲尔法(或改良热钾碱法)等。
然而上述各种热钾碱法脱除二氧化碳工艺的一个共同点是仅可用于处理酸性气体，即所处理的混合气体中并不包括氨等碱性物质。目前，将热钾碱脱碳技术应用在含有二氧化碳和氨的混合气体工艺中脱除二氧化碳，进行氨和二氧化碳分离在国内外尚未见诸报道。
发明内容
本发明的一个目的在于提供一种氨和二氧化碳的分离方法，该分离方法采用吸收脱碳工艺，引入碳酸钾溶液作为吸收剂，吸收塔内引入低沸物，提高二氧化碳回收率，实现氨、二氧化碳的高效分离，有效解决了氨和二氧化碳易结晶导致无法分离的问题。
为解决上述技术问题，本发明的实施方式提供了一种氨和二氧化碳的分离方法，包括下述步骤：
(1)二氧化碳吸收步骤：将包含氨和二氧化碳的混合气体送入吸收塔，在吸收塔内分别引入二氧化碳吸收剂和低沸物，所述二氧化碳吸收剂包含碳酸钾溶液；在吸收塔的塔釜使用再沸器加热，从吸收塔的塔顶采出含氨的气态物质，从吸收塔的塔釜得到含有低沸物的碳酸氢钾富液；
(2)低沸物回收步骤：将步骤(1)得到的含有低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔；在回收塔的塔釜使用再沸器加热，从回收塔的塔顶得到低沸物，所述低沸物经冷凝回流后，返回吸收塔循环利用或部分采出回收，从回收塔的塔釜得到脱除了低沸物的碳酸氢钾富液；
(3)二氧化碳解吸步骤：将步骤(2)得到的脱除了低沸物的碳酸氢钾富液送入解吸塔，在解吸塔的塔釜使用再沸器加热，使碳酸氢钾富液与再沸器产生的水蒸气逆流接触，在解吸塔的塔顶得到的气相经冷凝回流后采出气相二氧化碳，在解吸塔的塔釜得到碳酸钾贫液，该碳酸钾贫液返回吸收塔作为二氧化碳吸收剂循环利用。
在本发明的实施方式所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，将含氨和二氧化碳的混合气体送入吸收塔后，在吸收塔上端引入包含碳酸钾的二氧化碳吸收剂进行逆流吸收，在吸收塔中部引入低沸物，自吸收塔顶采出氨等气体；吸收塔塔釜设有再沸器，控制塔釜氨浓度，从吸收塔釜采出含有低沸物的碳酸氢钾富液。所得到的含有低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔，进行低沸物的回收，回收塔塔釜设有再沸器加热，自回收塔塔顶采出低沸物，部分或全部低沸物返回吸收塔中部循环利用，剩余的低沸物可以采出回收，回收塔塔釜得到碳酸氢钾富液。将所得到的碳酸氢钾富液送入解吸塔，与塔釜再沸器产生的水蒸气逆流接触，从解吸塔塔顶释放出的气相经冷凝回流后采出气相二氧化碳，同时，解吸塔塔釜得到的贫液送入吸收塔，作为二氧化碳吸收剂循环使用。
本发明利用碳酸钾溶液对CO2具有较强化学相互作用的性质，用其吸收混合气体中的CO2，这与热钾碱法的工作原理是一致的；但是由于混合气体中也含有氨，而这些氨也会被吸收液所吸收，因此常规热钾碱工艺并不能用来分离氨和CO2。针对这一技术难点，本发明在吸收塔塔釜设置再沸器，再沸器采用蒸汽加热调控吸收塔塔釜温度，使得塔釜的碳酸氢钾富液处于沸腾状态，从而使塔釜采出的富液中氨的含量控制在较低的浓度。但是，部分碳酸氢钾也会在此过程中分解，导致吸收塔的吸收效率大幅度下降，因此进一步地，我们发现在吸收塔中引入低沸物可降低吸收塔塔釜的再沸温度，从而避免或大幅度减少碳酸氢钾的分解，使得在控制氨浓度的同时，基本保持了吸收塔的原有吸收效率。采用本发明的实施方式所提供的方法对氨和二氧化碳的混合气体进行分离，二氧化碳的回收率接近99.95％，塔釜氨含量低于0.05％，有效解决了氨和二氧化碳易结晶导致无法分离的问题。
优选地，本发明的实施方式中，可在吸收塔内设置冷凝器，使用冷凝器将塔内上升的低沸物蒸汽冷凝至吸收塔塔釜。
可选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述混合气体还可以包含甲醇，所述甲醇也作为低沸物参与分离反应。如果待分离的混合气体中含有合适的低沸物，例如尿素醇解法制碳酸二甲酯工艺中的混合气体含有甲醇，那么可利用其作为本发明的低沸物，使得在分离氨和CO2的同时，也将该等低沸物从所述混合气体中分离。
本发明的实施方式所提供的氨和二氧化碳分离的方法，所加入的低沸物随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，低沸物的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出，增强了氨和二氧化碳的分离效果。在本发明中，影响二氧化碳吸收或解吸过程的既有反应平衡又有相平衡，其影响因素是多方面的，因此工艺条件的选择必须综合考虑，具体来说，为了达到最佳的分离效果，本发明的实施方式还提出了以下进一步的优选方案：
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述低沸物为醇、酮、醚或酯；且所述醇为含碳数1～3的醇，所述酮为含碳数3～5的酮，所述醚为含碳数2～6的醚，所述酯为含碳数2～5的酯。本发明的实施方式所提供的分离方法中，对于低沸物的选取，主要考量是其在吸收塔工况下的沸点应尽量低，但应高于自吸收塔顶进入的吸收剂的温度，以免低沸物从吸收塔顶逃逸。其它考量包括低沸物的化学稳定性、是否与体系内其它物质有化学相互作用、是否形成共沸物、低沸物是否具有腐蚀性、低沸物原料来源及所含杂质等等。本发明即是根据上述的原则，选取了上述可作为本发明的低沸物的物质种类。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述二氧化碳吸收剂还包含碳酸氢钾、二氧化碳吸收助剂和水，所述二氧化碳吸收剂的总碱度为20～50％，且所述二氧化碳吸收剂中：碳酸钾的质量浓度范围为5～40％、碳酸氢钾质量浓度范围为5～45％、二氧化碳吸收助剂的质量范围为1～8％，余量为水。上述的二氧化碳吸收助剂一般为胺类物质，例如氨基乙酸、二乙醇胺、二乙撑三胺等；这些胺类物质作为帮助二氧化碳吸收的添加剂，共同特点是至少有一个氨基团，这种氨基团参与对二氧化碳的吸收，改变反应历程，使反应速度大大提高。此外，从理论上来说，吸收剂的总碱度越高，溶液的吸收能力越大，溶液循环量越少，解吸热负荷降低，但是溶液总碱度过大并不会明显提高吸收速率和推动力，因为溶液黏度随总碱度增大而增大，造成溶液总传质系数下降，导致吸收速率和吸收能力降低。此外总碱度过高，溶液中碳酸氢钾易结晶析出，会造成设备和管道的堵塞；总碱度过高也使溶液对碳钢设备的腐蚀性增强。本发明的实施方式将总碱度控制在20～50％，有利于顺利实现分离过程。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述二氧化碳吸收剂和混合气体的质量比为1～8：1，所述低沸物和二氧化碳吸收剂的质量比为0.1～0.4：1。低沸物的存在使塔釜温度相对较低，增加吸收推动力，吸收效果好，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸；但吸收温度太低会降低吸收速率。因此，低沸物的使用量对吸收效果和吸收速率的影响很大。另外，吸收剂循环量大，则喷淋密度大，塔内填料充分润湿，气液接触效果好，且可提高吸收反应速度，然而循环量过大将增大热耗和动力消耗。此外，二氧化碳吸收剂的循环量还与吸收剂的总碱度有关，总碱度大，循环量可适当降低。本发明的实施方式中对低沸物、二氧化碳吸收剂和混合气体的质量比进行上述较为合理的限定，保证了分离过程的顺利实现。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述二氧化碳吸收剂中碳酸钾含量的20～80％转化为碳酸氢钾。二氧化碳吸收剂中碳酸钾转化为碳酸氢钾的百分比即为转化度。转化度越大(即碳酸钾转化成碳酸氢钾的量越多)，则吸收二氧化碳的量越多，然而，由于受到反应平衡和相平衡的制约，二氧化碳的平衡蒸汽压增大，吸收传质速率降低，因此转化度增加对溶液的吸收能力是不利的。对吸收来说总是要求解吸过程进行得越彻底越好，但对于解吸来说，解吸的越彻底，能耗越大，因此，整体来看，转化度并非越低越好，它受到设备能力和经济性的制约。本发明的实施方式中，碳酸钾的转化度为20～80％，实现了增强吸收效果和减少能耗的平衡。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述吸收塔采用两段式吸收，第一段吸收的二氧化碳吸收剂和第二段吸收的二氧化碳吸收剂的质量流量比为0.1～0.5：1。此外，本发明的实施方式中的解吸塔也可采用一段式解吸或两段式解吸，当为一段式解吸时，所得到的碳酸钾贫液分成两部分返回吸收塔，分别作为第一段吸收的二氧化碳吸收剂和第二段吸收的二氧化碳吸收剂；当为两段式解吸时，第一段解吸得到的碳酸钾半贫液和第二段解吸得到的碳酸钾贫液的质量流量比为2～10：1，且所述碳酸钾半贫液返回吸收塔作为第二段吸收的二氧化碳吸收剂，所述碳酸氢钾贫液返回吸收塔作为第一段吸收的二氧化碳吸收剂。本发明的实施方式中，为解决吸收和解吸过程对转化度要求的矛盾，采用了两段吸收和两段解吸的方法，大部分富液在解吸塔的上段经初步解吸为半贫液后送往吸收塔中部，小部分富液在解吸塔下段经进一步解吸为贫液后送往吸收塔上端，这样既解决了吸收速率问题，又降低了解吸塔热负荷消耗。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中，所述吸收塔的操作绝对压力为0.1～1.0MPa，所述回收塔的操作绝对压力为0.1～0.7MPa，所述解吸塔的操作绝对压力为0.1～0.9MPa。从提高吸收过程的传质推动力来看，操作压力越高，气相中二氧化碳分压越大，吸收的推动力也越大，因而吸收速率也就越快，同时，提高操作压力，还可以增加溶液对二氧化碳的吸收能力。而对解吸来说情况正好相反，解吸压力越低解吸过程进行得越彻底，所有增加溶液的二氧化碳平衡蒸汽压和降低气相中二氧化碳分压的措施都有利于解吸过程的进行。本发明的实施方式中对吸收塔、回收塔和解吸塔所设定的操作压力在促进吸收和解吸两方面进行了平衡。
优选地，本发明所提供的氨和二氧化碳的分离方法中：吸收塔的二氧化碳吸收剂进料温度为50～90℃，吸收塔塔顶的气体温度为50～120℃，吸收塔塔釜的富液温度为80～180℃；回收塔塔顶的气体温度为40～125℃，回收塔塔釜的液体温度为105～165℃；解吸塔塔顶的气体温度为80～150℃，解吸塔塔釜的贫液温度为120～190℃。
值得补充说明的是：本发明的实施方式所提供的上述的氨和二氧化碳的分离方法，可采用下述的分离装置得以实现：
该种氨和二氧化碳的分离装置，依次包括吸收塔、回收塔和解吸塔；所述吸收塔、回收塔和解吸塔的塔釜分别设有再沸器，且：
所述吸收塔设有气相进料口、吸收剂入口、低沸物入口、富液出口和气相出口，所述吸收塔的富液出口连接回收塔的进料口；所述回收塔设有进料口、液体出口、气相出口和回流口，所述回收塔的气相出口连接冷凝回流装置，且所述冷凝回流装置的回流液出口同时与回收塔的回流口、吸收塔的低沸物入口以及液体出料管路相连，所述回收塔的液体出口连接解吸塔的进料口；所述解吸塔设有进料口、贫液出口、气相出口和回流口，所述解吸塔的气相出口连接冷凝回流装置，所述冷凝回流装置的回流液出口与解吸塔的回流口相连、所述冷凝回流装置的气体出口与气相出口管路相连，所述解吸塔的贫液出口连接所述吸收塔的吸收剂入口。
其中，上述吸收塔内可设有冷凝器，将塔内上升的低沸物蒸汽冷凝至吸收塔塔釜；上述设于吸收塔塔釜的再沸器采用蒸汽加热调控吸收塔塔釜的温度。
进一步地，为实现吸收塔的两段式吸收，吸收塔的吸收剂入口有两个，所述两个吸收剂入口分别设于吸收塔的上部和中部。同样地，为了分别实现解吸塔的一段式解吸或两段解吸，解吸塔的贫液出口可以为一个或两个。当解吸塔为一段式解吸时，解吸塔的贫液出口为一个，所述一个贫液出口设于解吸塔的下部且同时与吸收塔的两个吸收剂入口相连；当解吸塔为二段式解吸时，解吸塔同时设有贫液出口和半贫液出口时，所述贫液出口设于解吸塔的下部，所述半贫液出口设于解吸塔的中部，且所述贫液出口与设于吸收塔的上部的吸收剂入口相连，所述半贫液出口与设于吸收塔的中部的吸收剂入口相连。
进一步地，在解吸塔的下部设有补水口，对解吸塔补充水。
进一步地，吸收塔、回收塔和解吸塔的塔釜均设有釜液循环出口和釜液循环进口：所述吸收塔的釜液循环出口与吸收塔再沸器的冷侧进口连接，所述吸收塔的釜液循环进口与吸收塔再沸器的冷侧出口连接；所述回收塔的釜液循环出口与回收塔再沸器的冷侧进口连接，所述回收塔的釜液循环进口与回收塔再沸器的冷侧出口连接；所述解吸塔的釜液循环出口与解吸塔再沸器的冷侧进口连接，所述解吸塔的釜液循环进口与解吸塔再沸器的冷侧出口连接。
进一步地，连接于回收塔的气相出口的冷凝回流装置依次包括回收塔冷凝器、回收塔回流罐和回收塔回流泵；所述连接于解吸塔的气相出口的冷凝回流装置依次包括解吸塔冷凝器、解吸塔回流罐和解吸塔回流泵。
进一步地，吸收塔的富液出口与所述回收塔的进料口之间设有吸收塔塔釜出料泵；所述回收塔的液体出口与所述解吸塔的进料口之间设有回收塔塔釜出料泵；所述解吸塔的贫液出口与所述吸收塔的吸收剂入口之间设有贫液循环泵和出料冷却器。
最后，吸收塔、回收塔和解吸塔分别为填料塔或板式塔。
附图说明
图1是本发明实施例1所示的氨和二氧化碳的分离装置的流程原理图；
图2是本发明实施例2中的氨和二氧化碳的分离装置的示意图；
图3是本发明实施例3中的氨和二氧化碳的分离装置的示意图；
图4是本发明实施例4中的氨和二氧化碳的分离装置的示意图；
图5是本发明实施例5中的氨和二氧化碳的分离装置的示意图。
具体实施方式
为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明的各实施方式进行详细的阐述。然而，本领域的普通技术人员可以理解，在本发明各实施方式中，为了使读者更好地理解本申请而提出了许多技术细节。但是，即使没有这些技术细节和基于以下各实施方式的种种变化和修改，也可以实现本申请各权利要求所要求保护的技术方案。
实施例一
本发明的第一实施方式涉及一种氨和二氧化碳的分离装置的流程原理，如附图1所示，该种氨和二氧化碳的分离流程包括：将含氨、二氧化碳的混合气体送入包括吸收塔1100、回收塔1200和解吸塔1300的三塔分离装置内进行分离。首先，在吸收塔1100内进行二氧化碳吸收步骤：将包含氨和二氧化碳的混合气体送入吸收塔，同时在吸收塔内分别引入二氧化碳吸收剂(以下也称吸收剂)和低沸物，二氧化碳吸收剂包含碳酸钾溶液；在吸收塔的塔釜使用再沸器加热，从吸收塔的塔顶采出含氨的气态物质，从吸收塔的塔釜得到含有低沸物的碳酸氢钾富液。然后在回收塔1200内进行低沸物回收步骤：将上一步得到的含有低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔；在回收塔的塔釜使用再沸器加热，从回收塔的塔顶得到低沸物，所述低沸物经冷凝回流后，返回吸收塔循环利用或采出回收，从回收塔的塔釜得到脱除了低沸物的碳酸氢钾富液。最后，在解吸塔1300内进行二氧化碳解吸步骤：将步骤(2)得到的脱除了低沸物的碳酸氢钾富液送入解吸塔，在解吸塔的塔釜使用再沸器加热，使碳酸氢钾富液与再沸器产生的水蒸气逆流接触，在解吸塔的塔顶得到的气相经冷凝回流后采出气相二氧化碳，在解吸塔的塔釜得到碳酸钾贫液，返回吸收塔作为二氧化碳吸收剂循环利用。
具体来说，将混合气体送入吸收塔1100塔中下部，所述吸收塔1100采用填料塔或板式塔，操作压力为0.1～1.0MPa(A)，或进一步为0.15～0.8MPa(A)，或更进一步为0.2～0.6MPa(A)。吸收剂包含碳酸钾溶液(实际体系中包含碳酸钾、碳酸氢钾、二氧化碳吸收助剂和水)，与所述混合气体的质量液气比为1～8：1，或进一步为2～7：1，或更进一步为3～6：1；所述吸收剂总碱度(碳酸钾和碳酸氢钾质量浓度总和)为20～50％，或进一步为20～45％，或更进一步为20～40％；所述吸收剂总碱度中碳酸钾质量浓度范围为5～40％，或进一步为10～35％，或更进一步为20～30％；碳酸氢钾质量浓度范围为5～45％，或进一步为7～35％，或更进一步为8～25％。所述吸收剂中添加的二氧化碳吸收助剂的质量含量为1～8％，或进一步为1.5～7％，或更进一步为2～5％；所述吸收剂转化度(碳酸钾转化为碳酸氢钾的百分率)为20～80％，或进一步为20～70％，或更进一步为20～50％。
吸收塔1100采用两段吸收，来自解吸塔1300的循环吸收剂冷却至50～90℃，或进一步为55～85℃，或更进一步为60～80℃，而后送入吸收塔1100上端进行第一段吸收，另一部分吸收剂送入所述吸收塔中部进行第二段吸收，所述第一段吸收剂和第二段吸收剂质量流量比为0.1～0.5：1，或进一步为0.15～0.45：1，或更进一步为0.15～0.4：1。吸收塔内向上的气相和向下的吸收剂逆流接触，进行气液传质；上升的低沸物气相被内置冷凝器冷凝返回塔釜。所述吸收塔1100塔顶得到含氨的气态物质，温度为50～120℃，或进一步为55～110℃，或更进一步为60～100℃；吸收塔1100塔釜采出含有低沸物的碳酸氢钾富液，温度为80～180℃，或进一步为85～170℃，或更进一步为90～160℃。
吸收塔1100塔底含有低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔1200中部。回收塔1200采用填料塔或板式塔，操作压力为0.1～0.7MPa(A)，或进一步为0.1～0.5MPa(A)，或更进一步为0.1～0.4MPa(A)。回收塔1200塔顶回收得到低沸物，温度为40～125℃，或进一步为40～110℃，或更进一步为40～105℃；部分低沸物循环返回到吸收塔1100中部，随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，低沸物的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出。低沸物和循环吸收剂的质量比为0.1～0.4：1。回收塔1200塔釜采出碳酸氢钾富液，温度为105～165℃，或进一步为105～155℃，或更进一步为105～145℃。
回收塔1200塔底碳酸氢钾富液送入解吸塔1300上端。解吸塔1300采用填料塔或板式塔，操作压力为0.1～0.9MPa(A)，或进一步为0.1～0.6MPa(A)，或更进一步为0.1～0.5MPa(A)。溶液加热至沸点使碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。解吸塔1300塔顶得到二氧化碳和水的混合气体，气相温度为80～150℃，或进一步为85～140℃，或更进一步为90～130℃。解吸塔1300塔釜采出碳酸钾贫液，温度为120～190℃，或进一步为120～170℃，或更进一步为120～160℃。所述解吸塔1300塔釜贫液返回到吸收塔1100吸收剂入口循环使用，所述解吸塔塔釜补充一定量的水。
实施例二
本发明的第二实施方式涉及一种具体的氨和二氧化碳的分离方法及装置。如附图2所示：本实施例中的氨和二氧化碳分离的装置包括吸收塔2101、吸收塔再沸器2112、吸收塔塔釜出料泵2131、回收塔2201、回收塔再沸器2212、回收塔冷凝器2211、回收塔回流罐2221、回收塔回流泵2231、回收塔塔釜出料泵2232、解吸塔2301、解吸塔再沸器2312、解吸塔冷凝器2311、解吸塔回流罐2321、解吸塔回流泵2331、贫液循环泵2332、解吸塔塔釜出料冷却器2313。
在吸收塔2101的中下部设有供混合气体进入的气相进料口，在吸收塔2101上端和中部分别设有吸收剂入口，吸收塔2101中部设有低沸物入口。进料管路与吸收塔2101气相进料口连接，塔顶气相出口与气相出口管路连接。吸收塔2101塔釜液体循环口与吸收塔再沸器2112冷侧入口连接，吸收塔再沸器2112冷侧出口与塔釜返回口连接。吸收塔2101塔釜富液出口与吸收塔塔釜出料泵2131入口连接，吸收塔塔釜出料泵2131出口与回收塔进料口连接。回收塔2101塔顶气相出口与回收塔冷凝器2211热侧入口连接，回收塔冷凝器2211热侧出口与回收塔回流罐2221入口连接，回收塔回流罐2221液相出口与回收塔回流泵2231入口连接，回收塔回流泵2231出口分别与塔回流口、吸收塔中部低沸物入口和液体出料管路连接。所述回收塔2201塔釜液体循环口与回收塔再沸器2212冷侧入口连接，回收塔再沸器2212冷侧出口与塔釜返回口连接。回收塔塔釜出料口与回收塔塔釜出料泵2232入口连接，回收塔塔釜出料泵2232出口与解吸塔上端进料口连接。解吸塔塔顶气相出口与解吸塔冷凝器2311热侧入口连接，解吸塔冷凝器2311热侧出口与解吸塔回流罐2321入口连接，解吸塔回流罐2321液相出口与解吸塔回流泵2331入口连接，解吸塔回流泵2331出口与解吸塔回流口连接；解吸塔回流罐2321气相出口与气相出口管路连接。解吸塔2301塔釜液体循环口与解吸塔再沸器2312冷侧入口连接，解吸塔再沸器2312冷侧出口与塔釜返回口连接。所述解吸塔塔釜贫液出口与贫液循环泵2332入口连接，贫液循环泵2332出口分别与解吸塔塔釜出料冷却器2313热侧入口和吸收塔中部吸收剂入口连接，解吸塔塔釜出料冷却器2313热侧出口与吸收塔上端吸收剂入口连接。补水管路与所述解吸塔下端补水口连接。
本实施例的分离方法如下：
来自尿素醇解法工艺上游的混合气体，包括氨、二氧化碳、甲醇等，送入吸收塔2101塔中下部，所述吸收塔2101采用填料塔，操作压力为0.2MPa(A)。吸收剂与所述混合气体的质量液气比为3：1；所述吸收剂总碱度为30％；所述吸收剂总碱度中碳酸钾质量浓度为24％；碳酸氢钾质量浓度为8.7％。所述吸收剂中添加的二氧化碳吸收助剂质量含量为3％；所述吸收剂转化度为20％。低沸物甲醇和吸收剂的质量比为0.35：1。所述吸收塔采用两段吸收。所述吸收剂经贫液循环泵2332增压后一部分送入解吸塔釜出料冷却器2313冷却至60℃，而后送入吸收塔2101上端进行第一段吸收，另一部分吸收剂送入所述吸收塔中部进行第二段吸收，所述第一段吸收剂和第二段吸收剂质量流量比为0.3：1。吸收塔内向上的气相和向下的吸收剂逆流接触，进行气液传质；上升的甲醇气相被内置冷凝器冷凝返回塔釜。所述吸收塔2101塔顶得到气相氨，温度为60℃；吸收塔2101塔釜采出含有甲醇的碳酸氢钾富液，温度为96℃。
吸收塔2101塔底富液经过吸收塔塔釜出料泵2131送入回收塔2201中部。回收塔2201采用填料塔，操作压力为0.1MPa(A)。回收塔2201塔顶得到甲醇气相，温度为65℃，送入回收塔冷凝器2211冷凝后进入回收塔回流罐2221，被冷凝下来的甲醇一部分作为回流由回收塔回流泵2231返回塔，一部分作为出料从液相口排出，另一部分甲醇循环返回到吸收塔2101中部，随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，甲醇的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出。回收塔2201塔釜采出碳酸氢钾富液，温度为110℃。所述回收塔2201塔釜液体经过回收塔塔釜出料泵2232送入解吸塔2301上端。解吸塔2301采用填料塔，操作压力为0.1MPa(A)。溶液加热至沸点使碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。解吸塔2301塔顶得到二氧化碳和水的混合气体，气相温度为105℃；送入解吸塔冷凝器2311冷凝后进入解吸塔回流罐2321，被冷凝下来的水由解吸塔回流泵2331送到所述解吸塔上端，未被冷凝的二氧化碳从解吸塔回流罐2321气相口排出。解吸塔2301塔釜采出碳酸钾贫液，温度为120℃。所述解吸塔2301塔釜贫液返回到吸收塔2101吸收剂入口循环使用。所述解吸塔塔釜补充一定量的水。
本实施例中，吸收塔2101塔底二氧化碳的分离回收率≥99.99％，塔底氨质量组成≤0.03％。
实施例三
本发明的实施例三所涉及的分离装置的示意图如附图3所示，本实施例的氨和二氧化碳分离装置与实施例二相同，本实施例的分离方法与实施例二的区别之处在于：本实施例要分离的混合气体包含氨和二氧化碳，但不包含可以作为低沸物参与分离反应的组份，此外，本实施例选用甲酸甲酯作为低沸物。具体来说本实施例的分离方法如下：
将氨和二氧化碳的混合气体，送入吸收塔3101塔中下部，所述吸收塔3101采用填料塔，操作压力为0.2MPa(A)。吸收剂与所述混合气体的质量液气比为3：1；所述吸收剂总碱度为30％；所述吸收剂总碱度中碳酸钾质量浓度为24％；碳酸氢钾质量浓度为8.7％。所述吸收剂中添加的二氧化碳吸收助剂质量含量为3％；所述吸收剂转化度为20％。低沸物甲酸甲酯和吸收剂的质量比为0.15：1。所述吸收塔采用两段吸收。所述吸收剂经贫液循环泵3332增压后一部分送入解吸塔釜出料冷却器3313冷却至65℃，而后送入吸收塔3101上端进行第一段吸收，另一部分吸收剂送入所述吸收塔中部进行第二段吸收，所述第一段吸收剂和第二段吸收剂质量流量比为0.3：1。吸收塔内向上的气相和向下的吸收剂逆流接触，进行气液传质；上升的甲酸甲酯气相被内置冷凝器冷凝返回塔釜。所述吸收塔3101塔顶得到气相氨，温度为60℃；吸收塔3101塔釜采出含有甲酸甲酯的碳酸氢钾富液，温度为90℃。
吸收塔3101塔底富液经过吸收塔塔釜出料泵3131送入回收塔3201中部。回收塔3201采用填料塔，操作压力为0.2MPa(A)。回收塔3201塔顶得到甲酸甲酯气相，温度为51℃，送入回收塔冷凝器3211冷凝后进入回收塔回流罐3221，被冷凝下来的甲酸甲酯一部分作为回流由回收塔回流泵3231返回塔，一部分作为出料从液相口排出，另一部分甲酸甲酯循环返回到吸收塔3101中部，随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，甲酸甲酯的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出。回收塔3201塔釜采出碳酸氢钾富液，温度为115℃。所述回收塔3201塔釜液体经过回收塔塔釜出料泵3232送入解吸塔3301上端。解吸塔3301采用填料塔，操作压力为0.1MPa(A)。溶液加热至沸点使碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。解吸塔3301塔顶得到二氧化碳和水的混合气体，气相温度为105℃；送入解吸塔冷凝器3311冷凝后进入解吸塔回流罐3321，被冷凝下来的水由解吸塔回流泵3331送到所述解吸塔上端，未被冷凝的二氧化碳从解吸塔回流罐3321气相口排出。解吸塔3301塔釜采出碳酸钾贫液，温度为120℃。所述解吸塔3301塔釜贫液返回到吸收塔3101吸收剂入口循环使用。所述解吸塔塔釜补充一定量的水。
本实施例中，吸收塔3101塔底二氧化碳的分离回收率≥99.99％，塔底氨质量组成≤0.03％。
实施例四
本发明的实施例四所涉及的分离装置的示意图如附图4所示，本实施例的氨和二氧化碳分离装置与实施例二、三大致相同，本实施例的分离方法与实施例二的区别之处在于：本实施例要分离的混合气体除了包含氨、二氧化碳和甲醇以外，还包含二甲醚，应此需要将二甲醚连同氨一起从混合气体中分离出来。具体来说本实施例的分离装置和方法如下：
一种氨和二氧化碳分离的装置包括吸收塔4101、吸收塔再沸器4112、吸收塔塔釜出料泵4131、回收塔4201、回收塔再沸器4212、回收塔冷凝器4211、回收塔回流罐4221、回收塔回流泵4231、回收塔塔釜出料泵4232、解吸塔4301、解吸塔再沸器4312、解吸塔冷凝器4311、解吸塔回流罐4321、解吸塔回流泵4331、贫液循环泵4332、解吸塔塔釜出料冷却器4313。
所述吸收塔中下部设有气相进料口，吸收塔上端和中部分别设有吸收剂入口，吸收塔中部设有低沸物入口。进料管路与吸收塔气相进料口连接。所述塔顶气相出口与气相出口管路连接。所述吸收塔4101塔釜液体循环口与吸收塔再沸器4112冷侧入口连接，吸收塔再沸器4112冷侧出口与塔釜返回口连接。所述吸收塔塔釜富液出口与吸收塔塔釜出料泵4131入口连接，吸收塔塔釜出料泵4131出口与回收塔进料口连接。回收塔塔顶气相出口与回收塔冷凝器4211热侧入口连接，回收塔冷凝器4211热侧出口与回收塔回流罐4221入口连接，回收塔回流罐4221液相出口与回收塔回流泵4231入口连接，回收塔回流泵4231出口分别与塔回流口、吸收塔中部低沸物入口和液体出料管路连接。所述回收塔4201塔釜液体循环口与回收塔再沸器4212冷侧入口连接，回收塔再沸器4212冷侧出口与塔釜返回口连接。所述回收塔塔釜液体出口与回收塔塔釜出料泵4232入口连接，回收塔塔釜出料泵4232出口分别与解吸塔进料口连接。解吸塔塔顶气相出口与解吸塔冷凝器4311热侧入口连接，解吸塔冷凝器4311热侧出口与解吸塔回流罐4321入口连接，解吸塔回流罐4321液相出口与解吸塔回流泵4331入口连接，解吸塔回流泵4331出口与塔回流口连接；解吸塔回流罐4321气相出口与气相出口管路连接。所述解吸塔4301塔釜液体循环口与解吸塔再沸器4312冷侧入口连接，解吸塔再沸器4312冷侧出口与塔釜返回口连接。所述解吸塔塔釜贫液出口与贫液循环泵4332入口连接，贫液循环泵4332出口分别与解吸塔塔釜出料冷却器4313热侧入口和吸收塔中部吸收剂入口连接，解吸塔塔釜出料冷却器4313热侧出口与吸收塔上端吸收剂入口连接。所述解吸塔塔釜补充一定量的水。
本实施例的分离方法如下：
来自尿素醇解法工艺上游的混合气体，质量流量为2000kg/h,质量组成：氨30％、二氧化碳10％、甲醇50％、二甲醚10％，送入吸收塔4101塔中下部，所述吸收塔4101采用填料塔，操作压力为0.2MPa(A)。吸收剂与所述混合气体的质量液气比为4：1；所述吸收剂总碱度为40％；所述吸收剂总碱度中碳酸钾质量浓度为30％；碳酸氢钾质量浓度为14.5％。所述吸收剂中添加的二氧化碳吸收助剂的质量含量为3％；所述吸收剂转化度为25％。低沸物甲醇和吸收剂的质量比为0.3：1。所述吸收塔采用两段吸收。所述吸收剂经贫液循环泵4332增压后一部分送入解吸塔塔釜出料冷却器4313冷却至65℃，而后送入吸收塔4101上端进行第一段吸收，另一部分吸收剂送入所述吸收塔中部进行第二段吸收，所述第一段吸收剂和第二段吸收剂质量流量比为0.35：1。吸收塔内向上的气相和向下的吸收剂逆流接触，进行气液传质；上升的甲醇气相被内置冷凝器冷凝返回塔釜。所述吸收塔4101塔顶得到氨和二甲醚混合气体，气相温度为68℃；气体质量流量为833kg/h，质量组成：氨72％、二甲醚24％、水4％。吸收塔4101塔釜采出含有甲醇的碳酸氢钾富液，温度为98℃。吸收塔4101塔底富液经过吸收塔塔釜出料泵4131送入回收塔4201中部。回收塔4201采用填料塔，操作压力为0.1MPa(A)。回收塔4201塔顶得到甲醇气体，气相温度为64℃；送入回收塔冷凝器4211冷凝后进入回收塔回流罐4221，被冷凝下来的甲醇由回收塔回流泵4231一部分作为回流送到所述回收塔上端，一部分作为出料从液相口排出，质量流量为1000kg/h，另一部分甲醇循环返回到吸收塔4101中部，随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，甲醇的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出。回收塔4201塔釜采出碳酸氢钾富液温度为110℃。所述回收塔4201塔釜液体经过回收塔塔釜出料泵4232送入解吸塔4301上端。解吸塔4301采用填料塔，操作压力为0.1MPa(A)。溶液加热至沸点使碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。解吸塔4301塔顶得到二氧化碳和水的混合气体，气相温度为105℃；送入解吸塔冷凝器4311冷凝后进入解吸塔回流罐4321，被冷凝下来的水由解吸塔回流泵4331送到所述解吸塔上端，未被冷凝的气体质量流量为200kg/h，质量组成：二氧化碳98％、水2％，从解吸塔回流罐4321气相口排出。解吸塔4301塔釜采出碳酸钾贫液，温度为120℃。所述解吸塔4301塔釜贫液返回到吸收塔4101吸收剂入口循环使用。解吸塔塔釜补充水质量流量约为50kg/h。
本实施例中，吸收塔4101塔底二氧化碳的分离回收率接近99.95％，塔底氨质量组成≤0.02％。
实施例五
本发明的实施例五所涉及的氨和二氧化碳的分离装置的结构示意图如附图5所示，本实施例中的分离装置与前述实施例的不同之处在于：分离装置的解吸塔采用两段式解吸，大部分富液初步解吸为半贫液后送入吸收塔中部作为二段吸收的吸收剂，少部分吸收剂富液进一步解吸为贫液后送入吸收塔上端作为一段吸收的吸收剂，此法使得达到相同二氧化碳回收率的同时，使得解吸塔的能耗显著降低并减少了贫液的冷却负荷。
具体来说，本实施例中的氨和二氧化碳分离的装置包括吸收塔5101、吸收塔再沸器5112、吸收塔塔釜出料泵5131、回收塔5201、回收塔再沸器5212、回收塔冷凝器5211、回收塔回流罐5221、回收塔回流泵5231、回收塔塔釜出料泵5232、解吸塔5301、解吸塔再沸器5312、解吸塔冷凝器5311、解吸塔回流罐5321、解吸塔回流泵5331、贫液循环泵5332、半贫液循环泵5333、解吸塔塔釜出料冷却器5313。
所述吸收塔5101中下部设有气相进料口，吸收塔5101上端和中部分别设有吸收剂入口，吸收塔5101中部设有低沸物入口。进料管路与吸收塔气相进料口连接。所述塔顶气相出口与气相出口管路连接。所述吸收塔5101塔釜液体循环口与吸收塔再沸器5112冷侧入口连接，吸收塔再沸器5112冷侧出口与塔釜返回口连接。所述吸收塔塔釜富液出口与吸收塔塔釜出料泵5131入口连接，吸收塔塔釜出料泵5131出口与回收塔进料口连接。回收塔塔顶气相出口与回收塔冷凝器5211热侧入口连接，回收塔冷凝器5211热侧出口与回收塔回流罐5221入口连接，回收塔回流罐5221液相出口与回收塔回流泵5231入口连接，回收塔回流泵5231出口分别与塔回流口、吸收塔中部低沸物入口和液体出料管路连接。所述回收塔5201塔釜液体循环口与回收塔再沸器5212冷侧入口连接，回收塔再沸器5212冷侧出口与塔釜返回口连接。所述回收塔塔釜出料口与回收塔塔釜出料泵5232入口连接，回收塔塔釜出料泵5232出口与解吸塔进料口连接。解吸塔塔顶气相出口与解吸塔冷凝器5311热侧入口连接，解吸塔冷凝器5311热侧出口与解吸塔回流罐5321入口连接，解吸塔回流罐5321液相出口与解吸塔回流泵5331入口连接，解吸塔回流泵5331出口与塔回流口连接；解吸塔回流罐5321气相出口与气相出口管路连接。所述解吸塔5301塔釜液体循环口与解吸塔再沸器5312冷侧入口连接，解吸塔再沸器5312冷侧出口与塔釜返回口连接。所述解吸塔塔釜贫液出口与贫液循环泵5332入口连接，贫液循环泵5332出口与解吸塔塔釜出料冷却器5313热侧入口连接，解吸塔塔釜出料冷却器5313热侧出口与吸收塔上端吸收剂贫液入口连接；所述解吸塔中部半贫液出口与半贫液循环泵5333入口连接，半贫液循环泵5333出口与吸收塔中部半贫液吸收剂入口连接。所述解吸塔塔釜补充一定量的水。
本实施例的分离方法如下：
来自尿素醇解法工艺上游的混合气体，质量流量为21ton/h,质量组成：氨20％、二氧化碳10％、甲醇60％、二甲醚10％，送入吸收塔5101塔中下部，所述吸收塔5101采用填料塔，操作压力为0.8MPa(A)。吸收剂与所述混合气体的质量液气比为4：1；所述吸收剂总碱度为35％；所述贫液吸收剂中碳酸钾质量浓度为26％，碳酸氢钾质量浓度为13％；所述半贫液吸收剂中碳酸钾质量浓度为21％，碳酸氢钾质量浓度为20％。所述吸收剂中添加的二氧化碳吸收助剂的质量含量为2％。所述吸收塔采用两段吸收、所述解吸塔采用两段解吸；所述吸收剂半贫液转化度为40％，贫液转化度为26％。低沸物甲醇和吸收剂的质量比为0.16：1。所述贫液经贫液循环泵5332增压后送入解吸塔塔釜出料冷却器5313冷却至70℃，而后送入吸收塔5101上端进行吸收，所述半贫液经半贫液循环泵5333增压后送入所述吸收塔中部进行吸收，所述贫液和半贫液吸收剂质量流量比为0.4：1。吸收塔内向上的气相和向下的吸收剂逆流接触，进行气液传质；上升的甲醇气相被内置冷凝器冷凝返回塔釜。所述吸收塔5101塔顶得到氨和二甲醚混合气体，气相温度为90℃；质量流量为7.12ton/h，质量组成：氨57％、二甲醚30％、水13％，吸收塔5101塔釜采出含甲醇的碳酸氢钾富液，温度为160℃。
吸收塔5101塔底富液经过吸收塔塔釜出料泵5131送入回收塔5201中部。回收塔5201采用填料塔，操作压力为0.4MPa(A)。回收塔5201塔顶得到甲醇气体，气相温度为104℃；送入回收塔冷凝器5211冷凝后进入回收塔回流罐5221，被冷凝下来的甲醇由回收塔回流泵5231一部分作为回流送到所述回收塔上端，一部分作为出料从液相口排出，质量流量为12.6ton/h，另一部分甲醇循环返回到吸收塔5101中部，随碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜采出，甲醇的存在降低了吸收塔塔釜温度，防止了碳酸氢钾富液在吸收塔塔釜解吸，并且降低了氨在塔釜的分压，使其从吸收塔塔顶排出。回收塔5201塔釜采出碳酸氢钾富液温度为145℃。所述回收塔5201塔釜液体经过回收塔塔釜出料泵5232送入解吸塔5301上端。解吸塔5301采用填料塔，操作压力为0.7MPa(A)。溶液加热至沸点使碳酸氢钾分解,产生的蒸汽从溶液中汽提出二氧化碳。解吸塔5301塔顶得到二氧化碳和水的混合气体，气相温度为130℃；送入解吸塔冷凝器5311冷凝后进入解吸塔回流罐5321，被冷凝下来的水由解吸塔回流泵5331送到所述解吸塔上端，未被冷凝的气体质量流量为2.1ton/h，质量组成：二氧化碳99％、水1％，从解吸塔回流罐5321气相口排出。由所述解吸塔5301中部采出半贫液，温度为140℃、转化度约为40％，经半贫液循环泵5333增压后送到吸收塔5101中部吸收剂入口循环使用；由所述解吸塔5301塔釜采出碳酸钾贫液，温度为162℃、转化度约为26％，先后经贫液循环泵5332增压、解吸塔塔釜出料冷却器5313冷却至80℃后送到吸收塔5101上端吸收剂入口循环使用。解吸塔塔釜补充水质量流量为900kg/h。
本实施例中，吸收塔5101塔底二氧化碳的分离回收率接近99.98％，塔底氨质量组成≤0.01％。
本领域的普通技术人员可以理解，上述各实施方式是实现本发明的具体实施例，而在实际应用中，可以在形式上和细节上对其作各种改变，而不偏离本发明的精神和范围。

Claims (10)

1.一种氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，包括下述步骤：
(1)二氧化碳吸收步骤：将包含氨和二氧化碳的混合气体送入吸收塔，在吸收塔内分别引入二氧化碳吸收剂和低沸物，所述二氧化碳吸收剂包含碳酸钾溶液；
在吸收塔的塔釜使用再沸器加热，从吸收塔的塔顶采出含氨的气态物质，从吸收塔的塔釜得到含有低沸物的碳酸氢钾富液；
(2)低沸物回收步骤：将步骤(1)得到的含有低沸物的碳酸氢钾富液送入回收塔；
在回收塔的塔釜使用再沸器加热，从回收塔的塔顶得到低沸物，所述低沸物经冷凝回流后，返回吸收塔循环利用或部分采出回收，从回收塔的塔釜得到脱除了低沸物的碳酸氢钾富液；
(3)二氧化碳解吸步骤：将步骤(2)得到的脱除了低沸物的碳酸氢钾富液送入解吸塔，
在解吸塔的塔釜使用再沸器加热，使碳酸氢钾富液与再沸器产生的水蒸气逆流接触，在解吸塔的塔顶得到的气相经冷凝回流后采出气相二氧化碳，在解吸塔的塔釜得到碳酸钾贫液，所述碳酸钾贫液返回吸收塔作为二氧化碳吸收剂循环利用；
所述低沸物为醇、酮、醚或酯；且所述醇为含碳数1～3的醇，所述酮为含碳数3～5的酮，所述醚为含碳数2～6的醚，所述酯为含碳数2～5的酯。
2.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述步骤(1)中，在吸收塔内使用冷凝器对低沸物蒸汽进行冷凝。
3.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述混合气体还包含甲醇，所述甲醇作为低沸物参与分离反应。
4.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述二氧化碳吸收剂还包含碳酸氢钾、二氧化碳吸收助剂和水，所述二氧化碳吸收剂的总碱度为20～50％，且所述二氧化碳吸收剂中：碳酸钾的质量浓度为5～40％、碳酸氢钾质量浓度为5～45％、二氧化碳吸收助剂的质量浓度为1～8％，余量为水。
5.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述二氧化碳吸收剂和混合气体的质量比为1～8：1，所述低沸物和二氧化碳吸收剂的质量比为0.1～0.4：1。
6.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述二氧化碳吸收剂中碳酸钾含量的20～80％转化为碳酸氢钾。
7.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述吸收塔采用两段式吸收，第一段吸收的二氧化碳吸收剂和第二段吸收的二氧化碳吸收剂的质量流量比为0.1～0.5：1。
8.根据权利要求7所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述解吸塔采用一段式解吸或两段式解吸，所述两段式解吸中，第一段解吸所得到的碳酸钾半贫液和第二段解吸所得到的碳酸钾贫液的质量流量比为2～10：1，且所述碳酸钾半贫液返回吸收塔作为第二段吸收的二氧化碳吸收剂，所述碳酸氢钾贫液返回吸收塔作为第一段吸收的二氧化碳吸收剂。
9.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于，所述吸收塔的操作绝对压力为0.1～1.0MPa，所述回收塔的操作绝对压力为0.1～0.7MPa，所述解吸塔的操作绝对压力为0.1～0.9MPa。
10.根据权利要求1所述的氨和二氧化碳的分离方法，其特征在于：
所述吸收塔的二氧化碳吸收剂进料温度为50～90℃，所述吸收塔塔顶的气体温度为50～120℃，所述吸收塔塔釜的富液温度为80～180℃；
所述回收塔塔顶的气体温度为40～125℃，所述回收塔塔釜的液体温度为105～165℃；
所述解吸塔塔顶的气体温度为80～150℃，所述解吸塔塔釜的贫液温度为120～190℃。
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