CN109019631A - 一种超纯氨的生产系统及生产方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种超纯氨的生产方法，包括：将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于99.99％的氨饱和蒸汽；将所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，得到超纯氨。与现有技术相比，本发明先将工业液氨自净达到预提纯的效果，然后经脱轻精馏塔出去轻组分，再进一步经脱重精馏塔除去水分、重金属等重组分，简化了超纯氨的精制工艺，降低了整个生产工艺的能耗，并提高了生产效率。
Description
技术领域
本发明属于特种气体技术领域，尤其涉及一种超纯氨的生产系统及生产方法。
背景技术
在近年来高速增长的LED产业中，超纯氨可作为其上游产业中LED蓝绿光外延芯片制造最主要的原材料之一；在PV(太阳能电池)行业，超纯氨则可作为晶体硅太阳能电池中氮化硅薄膜重要的氮源；在生产制造太阳能电池及 LED芯片过程中，都需要用到大量的超纯氨作为氮源；超纯氨在众多行业中的应用已越来越广泛，市场需求不断增大，具有较大的市场潜力和较高的经济效益。
目前超纯氨的制备以工业液氨为原料，需经过气化、除油、吸附等工艺，如公开号为CN102320623A、CN102502701B、CN102730717A、CN106315620A 的中国专利公布的电子级超纯氨均以工业氨为原料，经过气化，然后经过除油器除油，再经过吸附过滤器，之后进入精馏系统精馏，其中公开号为 CN102320623A、CN102502701B和CN102730717A的中国专利公开精馏得到的产品还需再经过纯化器进行纯化得到最终产品，这会导致能耗过大，从而得到产品的生产成本增加。
发明内容
有鉴于此，本发明要解决的技术问题在于提供一种能耗较低的超纯氨的生产系统及生产方法。
本发明提供了一种超纯氨的生产方法，包括：
将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；
将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于 99.99％的氨饱和蒸汽；
将所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，得到超纯氨。
优选的，所述静置自净的时间为20～30h。
优选的，所述脱轻精馏塔的塔底温度为47℃～55℃；所述脱轻精馏塔的塔顶温度为44℃～48℃。
优选的，所述脱轻精馏塔的摩尔回流比为9～20。
优选的，所述脱重精馏塔的塔底的温度为41℃～50℃；所述脱重精馏塔的塔顶温度为44℃～48℃。
优选的，所述脱重精馏塔的摩尔回流比为0.3～1。
本发明还提供了一种超纯氨的生产系统，包括：
自净处理器；
与自净处理器相连通的脱轻精馏塔；所述脱轻精馏塔的塔顶与第一冷凝器相连通；所述脱轻精馏塔的塔底与第一再沸器相连通；
与脱轻精馏塔相连通的脱重精馏塔；所述脱重精馏塔的塔顶与第二冷凝器相连通；所述脱重精馏塔的塔底与第二再沸器相连通。
优选的，所述初品精馏塔的填料为不锈钢丝网；所述不锈钢丝网的网目大于等于70目。
优选的，所述脱轻精馏塔的进料口设置于中上部，所述自净处理器与脱轻精馏塔的进料口相连通。
优选的，还包括第三冷凝器；所述脱重精馏塔的出料口与所述第三冷凝器相连通。
本发明提供了一种超纯氨的生产方法，包括：将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于99.99％的氨饱和蒸汽；将所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，得到超纯氨。与现有技术相比，本发明先将工业液氨自净达到预提纯的效果，然后经脱轻精馏塔出去轻组分，再进一步经脱重精馏塔除去水分、重金属等重组分，简化了超纯氨的精制工艺，降低了整个生产工艺的能耗，并提高了生产效率。
附图说明
图1为本发明实施例1中所采用的生产系统的结构示意图；
图2为本发明提供的生产系统产生的废氨气吸收系统示意图；
图3为本发明实施例1中所用生产工艺的示意图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅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。
本发明提供了一种超纯氨的生产系统，包括：
自净处理器；
与自净处理器相连通的脱轻精馏塔；所述脱轻精馏塔的塔顶与第一冷凝器相连通；所述脱轻精馏塔的塔底与第一再沸器相连通；
与脱轻精馏塔相连通的脱重精馏塔；所述脱重精馏塔的塔顶与第二冷凝器相连通；所述脱重精馏塔的塔底与第二再沸器相连通。
按照本发明，所述生产系统优选还包括原料槽车；所述原料槽车与所述自净处理器的进料口相连通。
所述自净处理器的出料口与所述脱轻精馏塔的进料口相连通；为提供生产系统的效率，优选还包括原料罐，所述自净处理器通过原料罐与所述脱轻精馏塔相连通。在自净处理器自净的过程中，原料罐为脱轻精馏塔提供原料。所述脱轻精馏塔的进料口优选位于中上部；所述脱轻精馏塔的塔顶与第一冷凝器相连通；所述脱轻精馏塔的塔底与第二再沸器相连通；自净处理后的工业液氨从脱轻精馏塔的中上部进入，精馏时，第一冷凝器冷凝的液体从塔顶沿填料表面呈薄膜状向下流动，气体则成连续相由下而上同薄膜在填料表面进行逆流微分接触，使气液两相能够进行良好的传热传质过程；为使气液两相充分接触，所述脱轻精馏塔中的填料优选为不锈钢丝网，更优选为316L不锈钢丝网；所述不锈钢丝网的网目大于等于70目；所述填料的高度优选与脱轻精馏塔的高度相同。在脱轻精馏塔内经过反复的气液交换，将氨气中的轻组分与重组分分离，精馏塔塔顶排出轻组分H2、O2等，塔底水分聚集，馏出水、金属离子等重组分杂质，排出重组分，达到除去微量的油、水和金属离子等杂质的目的。所述脱轻精馏塔的出料口优选位于脱轻精馏塔的塔釜侧线。经过脱轻精馏塔产物中的N2、H2、CO、CO2等杂质基本已经除尽。
所述脱轻精馏塔的出料口与脱重精馏塔相连通；经过脱轻精馏后，从脱轻精馏塔的塔釜侧线抽出浓度大于99.99％，水分含量为19ppm，温度为49 ℃～52℃的氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔中；为维持进料的气相，所述脱轻精馏塔的出料口与脱重精馏塔进料口相连通的管线优选设置有保温装置和/或加热装置，以保证气体的温度高于49℃而不被液化。所述脱重精馏塔的塔顶与第二冷凝器相连通；所述脱重精馏塔的塔底与第二再沸器相连通；在脱重精馏塔中同时多次进行部分气化、部分冷凝，气液两相在塔内实现传热传质分离，经过反复的气液交换，将氨气与水分等重组分进行分离；脱重精馏塔的塔顶少量连续排放，以防止脱轻精馏塔中过来的微量的轻组分在塔顶聚集；脱重精馏塔塔底水分聚集，排出重组分，达到除去水分的目的。
按照本发明，优选还包括检测装置；所述脱重精馏塔与检测装置相连通。检测装置用以检测脱重精馏塔的产物中水分及轻组分的含量。所述检测装置优选为密闭式自动分析柜，分析后的气体作为废弃由管道引入废气喷淋吸收系统，分析取样一直在线监控。
本发明提供的生产系统优选还包括第三冷凝器；所述脱重精馏塔的出料口优选与所述第三冷凝器相连通；脱重精馏塔的产物经第三冷凝器再次冷凝液化提纯后，得到超纯氨。
按照本发明，优选还包括超纯氨罐车；所述超纯氨罐车与所述第三冷凝器的出料口相连通。通过压力差的方式直接将超纯氨充入超纯氨罐车中，无需经过成本罐，然后再用泵打入槽车的过程，就不会存在泵泄露的污染问题。
按照本发明，所述生产系统优选还包括低温回收罐；所述低温回收罐通过第一冷凝器与所述脱轻精馏塔的塔顶相连通；所述低温回收罐优选还通过第一再沸器与所述脱轻精馏塔的塔底相连通。所述低温回收罐设置有冷冻装置，以便于回收精馏塔的气相。
按照本发明，所述生产系统优选还包括废工业氨罐；所述低温回收罐与所述的废工业氨罐相连通，当低温回收罐中的液位达到一定高度后，通过低温液体泵打入到废工业氨罐。脱轻精馏塔的塔顶排出的轻组分与塔底排出的重组分可重复回收用以制备工业液氨。
按照本发明，所述脱重精馏塔的塔顶优选通过第二冷凝器与低温回收罐相连通；所述脱重精馏塔的塔底优选通过第二再沸器与低温回收罐相连通脱重精馏塔的塔顶排出的轻组分与塔底排出的重组分可重复回收用以制备工业液氨。
为了实现生产系统氨气零排放，达到清洁生产的目的，优选还包括一级吸收塔；所述一级吸收塔与系统中产生废氨气的多个点相连通；由于氨气在吸收为氨水的过程中有大量的热量产生，另外通过降低水的温度可以增大氨气的溶解度，因此氨水需要通过冷凝器降温，所述一级吸收塔优选通过循环泵与第四冷凝器相连通。来自生产系统各个部分的废氨气进入一级吸收塔中，经过循环的冷水进行充分接触，将总量90％的氨气吸收为25％的饱和氨水；所述一级吸收塔的液体出口优选与氨水储罐相连通；不断的吸收氨气，当一级吸收塔中氨水达到25％的饱和浓度时，通过循环氨水泵打入氨水储罐中，再将25％的饱和氨水处理给有资质回收能力的厂家回收利用。
为了提高吸收效率，优选还包括二级吸收塔；所述二级吸收塔包括气体进口与液体出口；所述二级吸收塔的气体进口与所述一级吸收塔相连通，所述二级吸收塔的液体出口与所述一级吸收塔相连通。一级吸收塔内未被吸收小于15％的氨气通过二级吸收塔中上下循环的水进行充分接触吸收，然后吸收后的水再经液体出口流入一级吸收塔中进行吸收，直至吸收浓度为25％的饱和氨水。
更优选，还包括三级吸收塔；所述三级吸收塔包括气体进口与液体出口；所述三级吸收塔的气体出口与所述二级吸收塔相连通，所述三级吸收塔的液体出口与所述二级吸收塔相连通。二级吸收塔内未被吸收的氨气通过三级吸收塔中上下循环的水进行充分接触吸收，然后在将三级吸收塔中的氨水通过泵打入到二级吸收塔中进行吸收。
再优选地，还包括四级吸收塔；所述四级吸收塔包括气体进口；所述四级吸收塔的气体进口与所述三级吸收塔相连通；所述四级吸收塔内设置有稀硫酸溶液。三级吸收塔内未被吸收的1％的氨气继续被上下循环的低浓度的稀硫酸溶液进行充分接触，将其中和为硫酸铵溶液实现氨气零排放，达到清洁生产的目的。
参见图2，图2为本发明提供的生产系统产生的废氨气吸收系统示意图。
本发明还提供了一种使用上述生产系统的生产超纯氨的方法，包括：将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于99.99％的氨饱和蒸汽；所述脱轻精馏塔的塔顶与第一冷凝器相连通；所述脱轻精馏塔的塔底与第一再沸器相连通；将所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，得到超纯氨；所述脱重精馏塔的塔顶与第二冷凝器相连通；所述脱重精馏塔的塔底与第二再沸器相连通。
本发明对所有原料的来源并没有特殊的限制，为市售即可。
所述工业液氨为本领域技术人员熟知的工业液氨即可，并无特殊的限制，本发明中优选为2.6N(99.6％)以上的工业液氨。
将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；所述静置自净的时间优选为20～30h，更优选为22～28h，再优选为24～26h。
将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于 99.99％的氨饱和蒸汽；所述脱轻精馏塔同上所述，在此不再赘述。所述自净后的液氨进入脱轻精馏塔时，其温度优选为20℃～30℃，更优选为25℃～30℃；所述自净后的液氨的气相分率优选为0.002～0.004，更优选为0.003；所述自净后的液氨的摩尔流量优选为1000～2000kmol/天，更优选为1200～1900kmol/ 天，再优选为1400～1800kmol/天，最优选为1600～1700kmol/天；所述自净后的液氨的质量流量优选为800～2000kg/h，更优选为900～1800kg/h，再优选为 948～1600kg/h，最优选为948～1390kg/h；所述自净后的液氨的体积流量优选为20～50L/min，更优选为25～45L/min，再优选为30～45L/min。
所述脱轻精馏塔的塔顶优选采用循环水冷凝，即与脱轻精馏塔相连通的第一冷凝器优选采用循环水进行冷凝，所述循环水的进口温度优选为20℃～40 ℃，更优选为20℃～38℃，再优选为36℃～38℃；所述循环水的出口温度优选为25℃～43℃，更优选为25℃～42℃，再优选为41.02℃～42℃；所述循环水的压力优选为1～5kgf/cm2，更优选为1～4kgf/cm2，再优选为1～3kgf/cm2；所述循环水进口的压降优选为0.3～0.6kgf/cm2，更优选为0.5～0.6kgf/cm2，再优选为0.51～0.54kgf/cm2；所述循环水出口的压降优选为0.3～0.6kgf/cm2，更优选为0.5～0.6kgf/cm2，再优选为0.57～0.59kgf/cm2；所述循环水的流速优选为0.2～1m/s，更优选为0.4～0.82m/s，再优选为0.5～0.82m/s，最优选为0.54～0.82 m/s；通过第一冷凝器中的循环水使脱轻精馏塔塔顶物料的温度优选为44℃～48℃，更优选为44.5℃～47.12℃，再优选为44.53℃～45.98℃。
所述脱轻精馏塔的塔底采用热水进行加热，即与脱轻精馏塔相连通的第一再沸器优选采用热水进行加热；所述热水的流量优选为30000～60000kg/h，更优选为35000～55000kg/h，再优选为35000～50000kg/h，最优选为 35000～48000kg/h；所述热水进入第一再沸器的温度优选为80℃～100℃，更优选为85℃～95℃，再优选为85℃～93℃；所述热水出第一再沸器的温度优选为 65℃～78℃，更优选为70℃～76℃，再优选为75℃～76℃；所述热水的压力优选为2～8kgf/cm2，更优选为2～7.732kgf/cm2，再优选为3～7.732kgf/cm2；所述热水的流速优选为0.1～1m/s，更优选为0.2～0.8m/s，再优选为0.2～0.4m/s，最优选为0.23～0.29m/s；所述热水的出口压降优选为0.02～0.1kgf/cm2，更优选为0.04～0.08kgf/cm2，再优选为0.053～0.07kgf/cm2，最优选为0.053～0.063 kgf/cm2。
脱轻精馏时，塔顶冷凝也即第一冷凝器冷凝的液体从塔顶沿填料表面呈薄膜状向下流动，塔底加热的气体即第一再沸器加热的气体则呈连续相由下而上同薄膜在填料表面进行逆流微分接触。
在本发明中，脱轻精馏塔塔顶物料的流量优选为500～1500kg/h，更优选为500～1200kg/h，再优选为518～1166kg/h；塔顶物料出口蒸汽分率优选为 2％～3％，更优选为2.5％～2.8％，再优选为2.66％；塔顶物料进入第一冷凝器时的温度优选为46℃～51℃，更优选为46℃～51℃，再优选为46.89℃～51℃；塔顶物料出第一冷凝器的温度优选为44℃～48℃，更优选为44.53℃～47.12℃，再优选为45℃～46℃；所述塔顶物料的压力优选为15～25kgf/cm2，更优选为 18～22.3kgf/cm2，再优选为18.6～22.3kgf/cm2；所述塔顶物料的流速优选为 0.2～0.8m/s，更优选为0.3～0.6m/s，再优选为0.3～0.5m/s，最优选为0.38～0.49 m/s；所述塔顶物料进入第一冷凝器的压降优选为0.1～0.4kgf/cm2，更优选为 0.2～0.3kgf/cm2，再优选为0.23～0.265kgf/cm2；所述塔顶物料出第一冷凝器的压降优选为0.1～0.4kgf/cm2，更优选为0.1～0.3kgf/cm2，再优选为0.12～0.2 kgf/cm2，最优选为0.12～0.16kgf/cm2。
在本发明中，脱轻精馏塔塔底物料的流量优选为14000～17000kg/h，更优选为14700～16400kg/h，再优选为14768～16328kg/h；所述脱轻精馏塔塔底物料进入第一再沸器的温度优选为47℃～55℃，更优选为49℃～53℃，再优选为 49.21℃～52.1℃；塔底物料出第一再沸器的温度优选为47℃～55℃，更优选为49℃～53℃，再优选为49.68℃～52.4℃；塔底物料的压力优选为15～22kgf/cm2，更优选为18～22kgf/cm2；所述塔底物料的流速优选为0.3～0.4m/s，更优选为 0.31～0.35m/s；所述塔底物料的压降优选为0.04～0.05kgf/cm2。
所述脱轻精馏塔塔顶的压力优选为15～25bar，更优选为18～22bar，再优选为18.27～21.656bar；所述脱轻精馏塔的压降优选为0.001～0.1bar，更优选为0.004～0.08bar，再优选为0.006～0.06bar；所述脱轻精馏塔的摩尔回流比优选为8～20，更优选为9～18，再优选为9～16，最优选为9.62～15.4。
经过脱轻精馏塔的精馏从塔釜侧线得到浓度大于99.99％的氨饱和蒸汽；所述氨饱和蒸汽的水分含量优选为18～20ppm，更优选为19ppm；所述氨饱和蒸汽的温度优选为49℃～50℃；将氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，为了保证气体温度高49℃而不被液化，所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔的管线需要保温并加热。所述脱重精馏塔同上所述，在此不再赘述。
所述脱重精馏塔的塔顶优选采用循环水冷凝，即与脱重精馏塔相连通的第二冷凝器优选采用循环水进行冷凝；所述循环水的流量优选为 50000～150000kg/h，更优选为60000～130000kg/h，再优选为60000～125000 kg/h；所述循环水的进口温度优选为20℃～40℃，更优选为20℃～38℃，再优选为36℃～38℃；所述循环水的出口温度优选为45℃～43℃，更优选为25℃～42 ℃，再优选为41℃～42℃；所述循环水的压力优选为1～3kgf/cm2；所述循环水进口的压降优选为0.3～0.6kgf/cm2，更优选为0.5～0.6kgf/cm2，再优选为 0.5～0.52kgf/cm2；所述循环水出口的压降优选为0.3～0.6kgf/cm2，更优选为 0.5～0.6kgf/cm2，再优选为0.52～0.57kgf/cm2；所述循环水的流速优选为0.2～1 m/s，更优选为0.4～0.85m/s，再优选为0.56～0.82m/s；通过第二冷凝器中的循环水使脱重精馏塔塔顶物料的温度优选为43℃～48℃，更优选为43.5℃～48 ℃，再优选为45℃～47.5℃。
所述脱重精馏塔的塔底优选采用热水进行加热，即与脱重精馏塔相连通的第二再沸器优选采用热水进行加热；所述热水的流量优选为5000～15000 kg/h，更优选为6000～12000kg/h，再优选为7000～10000kg/h，再优选为 7500～10000kg/h，最优选为7500～9900kg/h；所述热水进入第二再沸器的温度优选为80℃～100℃，更优选为80℃～95℃，再优选为80℃～93℃；所述热水出第二再沸器的温度优选为65℃～78℃，更优选为65℃～77℃，再优选为75℃～77 ℃；所述热水的压力优选为2～8kgf/cm2，更优选为3～8kgf/cm2，再优选为3～7.8 kgf/cm2；所述热水的流速优选为0.05～0.8m/s，更优选为0.1～0.6m/s，再优选为0.1～0.4m/s，最优选为0.14～0.23m/s；所述热水的出口压降优选为0.02～0.1kgf/cm2，更优选为0.04～0.08kgf/cm2，再优选为0.04～0.06kgf/cm2，最优选为 0.04～0.052kgf/cm2。
脱重精馏时，塔顶的冷凝器与塔底的再沸器使物料在精馏塔中同时多次进行部分气化。部分冷凝，气液两相在塔内实现传质分离。
在本发明中，脱重精馏塔塔顶物料的流量优选为1000～2000kg/h，更优选为1100～1800kg/h，再优选为1130～1650kg/h；塔顶物料进入第二冷凝器时的温度优选为45℃～50℃，更优选为45.59℃～49.3℃；塔顶物料出第二冷凝器的温度优选为43℃～48℃，更优选为43.5℃～48℃，再优选为45℃～47.5℃；所述塔顶物料的压力优选为15～25kgf/cm2，更优选为18～22kgf/cm2，再优选为 18～21kgf/cm2；所述塔顶物料的流速优选为0.2～0.8m/s，更优选为0.3～0.6m/s，再优选为0.35～0.5m/s；所述塔顶物料进入第二冷凝器的压降优选为0.1～0.4 kgf/cm2，更优选为0.2～0.3kgf/cm2，再优选为0.21～0.27kgf/cm2；所述塔顶物料出第二冷凝器的压降优选为0.01～0.2kgf/cm2，更优选为0.01～0.15kgf/cm2，再优选为0.015～0.14kgf/cm2。
在本发明中，脱重精馏塔塔底物料的流量优选为3000～4000kg/h，更优选为3200～3800kg/h，再优选为3300～3600kg/h，最优选为3300～3420kg/h；塔底物料进入第二再沸器时的温度优选为46℃～52℃，更优选为47.6℃～51.6℃；塔底物料出第二再沸器的温度优选为46℃～52℃，更优选为47.7℃～51.5℃；所述塔底物料的压力优选为15～25kgf/cm2，更优选为18～22kgf/cm2，再优选为18～21kgf/cm2；所述塔底物料的流速优选为0.2～0.8m/s，更优选为0.2～0.5 m/s，再优选为0.2～0.4m/s，最优选为0.24～0.34m/s；所述塔底物料出第二再沸器的压降优选为0.02～0.1kgf/cm2，更优选为0.03～0.08kgf/cm2，再优选为 0.03～0.06kgf/cm2，最优选为0.03～0.04kgf/cm2。
所述脱重精馏塔塔顶的压力优选为15～25bar，更优选为17～22bar，再优选为17～20.45bar；所述脱重精馏塔的压降优选为0.001～0.1bar，更优选为 0.004～0.08bar，再优选为0.006～0.07bar，最优选为0.006～0.05bar；所述脱重精馏塔的摩尔回流比优选为0.3～1，更优选为0.4～0.8，再优选为0.4～0.6，最优选为0.42～0.5。
对脱重精馏塔的产物进行分析，当其达到指标时，实施加出料平衡，所述脱重精馏塔的加料速度优选为800～1500kg/h，更优选为900～1400kg/h，再优选为1000～1200kg/h，最优选为1100kg/h；所述脱重精馏塔的出料速度优选为加料速度的80％～95％，更优选为85％～90％，最优选为90％；所述脱重精馏塔通过第二冷凝器放空的速度优选为加料速度的0.1％～0.2％；所述脱重精馏塔通过第二再沸器排放的速度优选为加料速度的1％～2％。
在脱重精馏塔出料的过程中，不断检测工艺中各点，如果质量没有变化，以塔顶放空10％、塔底排污8％同比例进行排污操作，出料系统则不断出料。
脱重精馏塔的产物优选经冷凝液化提纯处理后，得到超纯氨。
本发明先将工业液氨自净达到预提纯的效果，然后经脱轻精馏塔出去轻组分，再进一步经脱重精馏塔除去水分、重金属等重组分，简化了超纯氨的精制工艺，降低了整个生产工艺的能耗，并提高了生产效率。
为了进一步说明本发明，以下结合实施例对本发明提供的一种超纯氨的生产系统及生产方法进行详细描述。
以下实施例中所用的试剂均为市售。
实施例1
采用图1所示的生产系统。
按照图3所述的工艺进行生产；其中流股1为原料进脱轻塔；流股2为脱轻塔塔顶轻组分排放；流股3为脱轻塔侧线出料进入脱重塔；流股4为脱轻塔底部重组分排放；流股5为脱重塔成品出料；流股6为脱重塔塔顶轻组分排放；流股7为脱重塔底部重组分排放；流股8为脱轻塔回流量；流股9 为脱重塔回流量。
各流股参数见表1。
表1图3中各流股的参数
脱轻精馏塔第一冷凝器中各组分的参数见表2。
表2第一冷凝器中各组分的参数
第一再沸器中各组分的参数见表3。
表3第一再沸器中各组分的参数
第二冷凝器中各组分的参数见表4。
表4第二冷凝器中各组分的参数
第二再沸器中各组分的参数见表5。
表5第二再沸器中各组分的参数
脱轻精馏塔的工艺参数：
进料组成见表6。
表6脱轻精馏塔的进料组成
脱重精馏塔的工艺参数：
进料组成见表7。
表7脱重精馏塔的进料组成
生产过程中排放的废弃氨气的回收
分别将一级吸收塔注水液位到110～120cm，二、三级吸收塔注水液位到 70-75cm。
启动泵：打开底部氨水循环泵进出口阀门，启动泵电源开关。
来自超纯氨各个生产系统排放的废氨气进入第一级氨水吸收塔，经过与上下循环的冷水进行充分接触将总量90％的氨气吸收为25％的饱和氨水，25％的饱和氨水通过循环氨水泵打入氨水储罐；再将25％的饱和氨水处理给有资质回收能力的厂家回收利用；其中少量未来得及吸收的废氨气进入第二级氨水吸收塔。(氨气在吸收为氨水的过程中有大量的热量产生，故氨水要通过冷凝器降温)
第二级氨水吸收塔继续吸收来自第一级剩下10％的氨气，未能吸收的氨气经过与上下循环的水进行充分接触将其中总量9％的氨气吸收浓度为10％的氨水，浓度为10％的氨水再通过氨水循环泵打入第一级吸收塔，作为未饱和的氨水溶液继续吸收使用，直到吸收浓度为25％的饱和氨水；剩下1％的废氨气进入第三级吸收塔。第二级吸收塔通过补加清水作为氨气吸收液。
第三级氨水吸收塔继续吸收来自第二级剩下总量1％的氨气，未能吸收的氨气经过与上下循环的低浓度的稀硫酸溶液进行充分接触将其中1％的氨气中和为硫酸铵溶液实现氨气零排放，达到清洁生产的目的。
实施例1中的超纯氨的收率为88％。
实施例2
采用图1所示的生产系统。
按照图3所述的工艺进行生产；其中流股1为原料进脱轻塔；流股2为脱轻塔塔顶轻组分排放；流股3为脱轻塔侧线出料进入脱重塔；流股4为脱轻塔底部重组分排放；流股5为脱重塔成品出料；流股6为脱重塔塔顶轻组分排放；流股7为脱重塔底部重组分排放；流股8为脱轻塔回流量；流股9 为脱重塔回流量。
各流股参数见表8。
表8实施例2图3中各流股的参数
| 流股 | 1 | 2 | 3 | 4 | 5 | 6 | 7 | 8 | 9 |
| 温度C | 30 | 45.4 | 45.8 | 45.6 | 43.7 | 43.6 | 43.9 | 45.4 | 44.3 |
| 压力kg/sqcm | 19.29 | 18.007 | 18.49 | 18.324 | 16.990 | 16.987 | 17.045 | 18.006 | 16.986 |
| 气相分率 | 0.003 | 1 | 1 | 0 | 0 | 1 | 0 | 0 | - |
| 质量流量kg/hr | 948.408 | 46.45 | 894.67 | 7.288 | 881 | 8.246 | 17.19 | 471.9 | 240.9 |
| 体积流量l/min | 30.02 | 51.8 | 1000 | 0.215 | 27.433 | 9.73 | 0.5345 | 14.683 | 7.483 |
脱轻精馏塔第一冷凝器中各组分的参数见表9。
表9第一冷凝器中各组分的参数
第一再沸器中各组分的参数见表10。
表10第一再沸器中各组分的参数
第二冷凝器中各组分的参数见表11。
表11第二冷凝器中各组分的参数
第二再沸器中各组分的参数见表12。
表12第二再沸器中各组分的参数
脱轻精馏塔的工艺参数：
进料组成见表13。
表13脱轻精馏塔的进料组成
脱重精馏塔的工艺参数：
进料组成见表14。
表14脱重精馏塔的进料组成
实施例2中的超纯氨的收率为85％。
实施例3
采用图1所示的生产系统。
按照图3所述的工艺进行生产；其中流股1为原料进脱轻塔；流股2为脱轻塔塔顶轻组分排放；流股3为脱轻塔侧线出料进入脱重塔；流股4为脱轻塔底部重组分排放；流股5为脱重塔成品出料；流股6为脱重塔塔顶轻组分排放；流股7为脱重塔底部重组分排放；流股8为脱轻塔回流量；流股9 为脱重塔回流量。
各流股参数见表15。
表15实施例3图3中各流股的参数
脱轻精馏塔第一冷凝器中各组分的参数见表16。
表16第一冷凝器中各组分的参数
第一再沸器中各组分的参数见表17。
表17第一再沸器中各组分的参数
第二冷凝器中各组分的参数见表18。
表18第二冷凝器中各组分的参数
第二再沸器中各组分的参数见表19。
表19第二再沸器中各组分的参数
脱轻精馏塔的工艺参数：
进料组成见表20。
表20脱轻精馏塔的进料组成
脱重精馏塔的工艺参数：
进料组成见表21。
表21脱重精馏塔的进料组成
实施例3中的超纯氨的收率为89％。
Claims (10)
1.一种超纯氨的生产方法，其特征在于，包括：
将工业液氨进行静置自净后，得到自净后的液氨；
将所述自净后的液氨在脱轻精馏塔中进行脱轻精馏，得到浓度大于99.99％的氨饱和蒸汽；
将所述氨饱和蒸汽通入脱重精馏塔进行脱重精馏，得到超纯氨。
2.根据权利要求1所述的生产方法，其特征在于，所述静置自净的时间为20～30h。
3.根据权利要求1所述的生产方法，其特征在于，所述脱轻精馏塔的塔底温度为47℃～55℃；所述脱轻精馏塔的塔顶温度为44℃～48℃。
4.根据权利要求1所述的生产方法，其特征在于，所述脱轻精馏塔的摩尔回流比为9～20。
5.根据权利要求1所述的生产方法，其特征在于，所述脱重精馏塔的塔底的温度为41℃～50℃；所述脱重精馏塔的塔顶温度为44℃～48℃。
6.根据权利要求1所述的生产方法，其特征在于，所述脱重精馏塔的摩尔回流比为0.3～1。
7.一种超纯氨的生产系统，其特征在于，包括：
自净处理器；
与自净处理器相连通的脱轻精馏塔；所述脱轻精馏塔的塔顶与第一冷凝器相连通；所述脱轻精馏塔的塔底与第一再沸器相连通；
与脱轻精馏塔相连通的脱重精馏塔；所述脱重精馏塔的塔顶与第二冷凝器相连通；所述脱重精馏塔的塔底与第二再沸器相连通。
8.根据权利要求7所述的生产系统，其特征在于，所述脱轻精馏塔的填料为不锈钢丝网；所述不锈钢丝网的网目大于等于70目。
9.根据权利要求7所述的生产系统，其特征在于，所述脱轻精馏塔的进料口设置于中上部，所述自净处理器与脱轻精馏塔的进料口相连通。
10.根据权利要求7所述的生产系统，其特征在于，还包括第三冷凝器；所述脱重精馏塔的出料口与所述第三冷凝器相连通。
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Legal Events
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|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication | ||
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Application publication date: 20181218 |