一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及方法

摘要

本发明公开了一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及方法。吸收塔底富液经降压后进入一级高压闪蒸罐，闪蒸气相作为燃料气使用，闪蒸液相经换热后进入二级高压闪蒸罐，二级高压闪蒸罐气相经冷却、分离后进入CO

说明书

技术领域

本发明涉及一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离方法，特别是通过多级闪蒸解析和吸收过程混合实现吸收塔底富液中CO₂气体的分离纯化。

背景技术

为控制合成氨反应进料的纯度和比例，避免催化剂中毒，来自反应部分低变气中的CO₂必须在合成氨工序之前及时除净。以醇胺(甲基二乙醇胺，MDEA、单乙醇胺，MEA)作为CO₂吸收剂具有较明显的优点：吸收与解析温度低、溶液热容小，再生能耗低，气体净化纯度高，溶液无腐蚀，溶剂蒸汽压低，溶剂消耗量少等。该醇胺法属于多胺脱碳法，以MDEA、MEA或MDEA和MEA的混合水溶液为脱碳液，在溶液中还加入了活化剂，是一种兼具物理吸收和化学吸收的脱碳方法。由于该方法的脱碳能力大，CO₂净化度高，溶剂损失量少，还能再脱碳的同时，脱除一定量的含硫物质，因此被广泛的应用。而合成氨脱碳(CO₂)是天然气生产合成氨工艺中继一段转化后能量消耗最大的工序。因此，如何通过技术创新提高工艺过程能量利用效率显得尤为重要。

氨是重要的化工原料之一，被广泛用于生产各种氮肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、氯化铵以及含氮复合肥料，而液氨本身就是一种高效的单数肥料，可被直接使用。合成氨生产中的脱碳既可制取尿素原料，又可除去合成氨催化剂的毒素物质CO₂，因此合成氨脱碳工艺具有重要的工业价值。利用醇胺脱除低变气中CO₂是以热加工、高压分离过程为主的高能耗、高物耗过程工艺。吸收塔底富液包含H₂、CO、CO₂、MDEA、MEA和H₂O等。由于目前合成氨脱碳吸收塔底富液解析过程缺乏与下游尿素工段压缩机进行压力联合，未考虑压力能的综合优化工艺创新设计和全局集成，现有合成氨脱碳工艺主要存在问题如下：(1)为分离出吸收塔底富液中的CO₂，高压的富液经液力透平、节流阀降压至常压，得到最终的低压CO₂产品后，又需CO₂压缩机升压送入下游尿素工段完成合成反应，吸收塔底富液解析CO₂过程存在重复降压、升压过程，这无形中增大了压力能的消耗；(2)高温的低变气热量未被充分利用，增大了进吸收塔底的气相温度，降低了吸收塔效率，增大了贫液、半贫液的循环量，无形中增大了吸收塔的处理量及能耗。因此，合成氨脱碳吸收塔底富液高耗能分离过程的节能型工艺创新对提高了CO₂产量、降低脱碳成本、减少压力能耗和资源消耗极为重要。

发明内容

本发明的目的是针对现有工艺技术中存在的不足，提供一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置及分离方法。

本发明使用多级闪蒸和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热能的回收，显著提高了CO₂气相产品进入下游尿素工段的压力，进而降低了CO₂压缩机负荷，最终实现本装置与下游尿素工段进行压力能集成的合成氨脱碳吸收塔底富液多级闪蒸解析的目的。

一种用于合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置，包括吸收塔塔顶分离罐、CO₂吸收塔、水冷凝器、低压闪蒸罐顶分离罐、低压闪蒸罐顶冷凝器、低压闪蒸罐、CO₂压缩机、节流阀、液力透平、贫液/半贫液换热器、解析塔、低变气/解析塔底液换热器、一级高压闪蒸罐、低变气/一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐水换热器、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器和二级高压闪蒸罐；

其中，吸收塔塔底富液出口与液力透平入口相连接，液力透平出口与一级高压闪蒸罐入口连接，一级高压闪蒸罐顶部气相出口与高压燃料气入口连接，一级高压闪蒸罐底部液相出口与低变气/一级高压闪蒸罐底富液换热器壳程入口连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶部液相入口连接，二级高压闪蒸罐顶部气相出口与二级高压闪蒸罐顶冷却器壳程入口相连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶气液分离罐入口连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐顶部气相出口与下游尿素工段CO₂压缩机入口相连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐底部液相出口与二级高压闪蒸罐顶回流入口相连接，二级高压闪蒸罐底部液相出口与节流阀入口相连接，节流阀出口与低压闪蒸罐入口相连接，低压闪蒸罐顶部气相与低压闪蒸罐顶冷却器壳程相连接、壳程出口与低压闪蒸罐顶气液分离罐入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐顶部气相与CO₂产品入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐底部液相出口与低压闪蒸罐顶回流入口相连接，部分低压闪蒸罐底部液相与吸收塔中部液相入口相连接，低压闪蒸罐底部余下部分液相与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与解析塔顶部液相入口相连接，解析塔顶部气相与二级高压闪蒸罐底部气相入口相连接，解析塔底部液相与半贫液/贫液换热器壳程入口相连接，壳程出口与贫液冷却器壳程连接，贫液冷却器壳程出口与吸收塔顶部液相入口相连接，低变气与低变气/解析塔底液换热器壳程入口相连接，壳程出口与低变气/一级闪蒸罐底液换热器壳程入口相连接，壳程出口与低变气/除盐水换热器壳程入口相连接，壳程出口与吸收塔底气相入口连接，吸收塔顶部气相与CO₂吸收塔顶气液分离罐入口相连接，CO₂吸收塔顶气液分离罐气相与甲烷化炉入口连接，CO₂吸收塔顶气液分离罐液相与吸收塔顶回流入口连接。

利用上述合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置进行分离的方法，包括如下步骤：

(1)吸收塔底富液经液力透平降压、一级高压闪蒸罐闪蒸后进入二级高压闪蒸罐闪蒸；

(2)一级高压闪蒸罐液相经低变气/一级闪蒸罐底液换热器换热升温后进入二级高压闪蒸罐；二级高压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进入CO₂压缩机送入下游尿素工段，分离出的液相回流入二级高压闪蒸罐；闪蒸出的液相经节流阀降压后进入低压闪蒸罐；

(3)低压闪蒸罐气相经冷却、气液分离后进CO₂回收装置，部分低压闪蒸罐底液相作为半贫液进入吸收塔中部，余下部分液相经换热升温后进入解析塔顶部；

(4)解析塔顶气相进入二级高压闪蒸罐内闪蒸，解析塔底液相作为贫液经冷却降温后送入吸收塔顶部；

(5)低变气经一系列换热器冷却降温后进入吸收塔底部，并在吸收塔内与贫液和半贫液逆流接触脱除CO₂，吸收塔塔顶净化气经气液分离后去甲烷化炉。

在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(1)中吸收塔底富液经液力透平降压前的压力为3.0～3.4MPa、温度为65～85℃；一级高压闪蒸罐压力为0.8～1.2MPa、温度为65～85℃。步骤(1)是为了回收部分高压吸收塔底富液的压力能及其中的CO、H₂燃料气。

在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(2)中二级高压闪蒸罐压力为0.8～1.2MPa、温度为80～100℃；二级高压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0.8～1.2MPa、温度为30～50℃。步骤(2)是为了在不降低一级高压闪蒸罐底富液压力的同时，回收富液中的CO₂产品。

在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(3)中低压闪蒸罐压力为0.1～0.3MPa、温度为70～90℃；低压闪蒸罐顶气液分离罐压力为0.1～0.3MPa、温度为30～50℃。步骤(3)是为了进一步解析富液中残余的CO₂气体，回收CO₂气体。

在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(4)中解析塔塔顶压力为0.1～0.3MPa、塔顶温度为50～70℃，塔底温度为100～120℃，解析塔底液相部分再沸后的温度为100～120℃，余下部分冷却降温后温度为50～70℃。步骤(4)是为了进一步的解析富液中的H₂、CO、CO₂及轻烃气体，回收吸收剂MDEA、MEA。

在上述的多级闪蒸解析分离方法中，步骤(5)中吸收塔塔顶压力为2.8～3.2MPa，塔顶温度为50～70℃，塔底温度为70～90℃；吸收塔顶气液分离罐压力为2.8～3.2MPa、温度为50～70℃；吸收塔顶净化气CO₂体积含量为0.05～0.1％。步骤(5)是为了利用贫液和半贫液在吸收塔内吸收低变气中的CO₂气体，避免CO₂气体对合成氨催化剂的毒害。

本发明使用多级闪蒸解析和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热能的回收。解析设备主要包括：一级高压闪蒸罐、二级高压闪蒸罐、低压闪蒸罐与解析塔；吸收设备主要包括：吸收塔。

另一方面，本发明还提供了一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离设备，其特征在于使用多级闪蒸和吸收过程混合实现吸收塔底富液压力能与低变气热能的回收，所述设备包含：吸收塔塔顶分离罐、CO₂吸收塔、水冷凝器、低压闪蒸罐顶分离罐、低压闪蒸罐顶冷凝器、低压闪蒸罐、CO₂压缩机、节流阀、液力透平、贫液/半贫液换热器、解析塔、低变气/解析塔底液换热器、一级高压闪蒸罐、低变气/一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐水换热器、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器、二级高压闪蒸罐。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

(1)本发明使用多级闪蒸解析与吸收相结合的分离方法，通过吸收塔塔底富液的多级闪蒸，使吸收塔塔底富液的压力能得到充分利用，并渐次分离，减少分离过程压力能的消耗及其压力损，压力能的消耗降低50～70％；

(2)本发明方法通过多级闪蒸在减少分离过程压力能消耗的同时，充分利用了高温的低变气热量，降低了进入吸收塔内低变气的温度，提高了吸收塔效率，减小了贫液、半贫液的循环量，可以消除合成氨脱碳装置扩产的吸收塔瓶颈，降低扩产成本。

附图说明

图1为本发明合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离工艺流程示意图。

其中，1-吸收塔塔顶分离罐，2-CO₂吸收塔，3-水冷凝器，4-低压闪蒸罐顶分离罐，5-低压闪蒸罐顶冷凝器，6-低压闪蒸罐，7-CO₂压缩机，8-节流阀，9-液力透平，10-贫液/半贫液换热器，11-解析塔，12-低变气/解析塔底液换热器，13-一级高压闪蒸罐，14-低变气/一级闪蒸罐底液换热器，15-低变气/除盐水换热器，16-二级高压闪蒸罐塔顶分离罐，17-二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器，18-二级高压闪蒸罐

图2为现有工业中常见的合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离的工艺流程示意图。

其中，1-吸收塔塔顶分离罐，2-CO₂吸收塔，3-水冷凝器，4-低压闪蒸罐顶分离罐，5-低压闪蒸罐顶冷凝器，6-低压闪蒸罐，7-CO₂压缩机，8-节流阀，9-液力透平，10-贫液/半贫液换热器，11-解析塔，12-低变气/解析塔底液换热器，13-一级高压闪蒸罐，14-低变气/一级闪蒸罐底液换热器

具体实施方式

以下通过具体实施例详细说明本发明的实施过程和产生的有益效果，旨在帮助阅读者更好地理解本发明的实质和特点，不作为对本案可实施范围的限定。

实施例1：

如图1所示，一种用于合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置，包括吸收塔塔顶分离罐1、CO₂吸收塔2、水冷凝器3、低压闪蒸罐顶分离罐4、低压闪蒸罐顶冷凝器5、低压闪蒸罐6、CO₂压缩机7、节流阀8、液力透平9、贫液/半贫液换热器10、解析塔11、低变气/解析塔底液换热器12、一级高压闪蒸罐13、低变气/一级闪蒸罐底液换热器14、低变气/除盐水换热器15、二级高压闪蒸罐塔顶分离罐16、二级高压闪蒸罐塔顶冷凝器17、二级高压闪蒸罐18；

其中，吸收塔2塔底富液出口与液力透平9入口相连接，液力透平9出口与一级高压闪蒸罐13入口连接，一级高压闪蒸罐13顶部气相出口与高压燃料气入口连接，一级高压闪蒸罐13底部液相出口与低变气/一级高压闪蒸罐底富液换热器14壳程入口连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐18顶部液相入口连接，二级高压闪蒸罐18顶部气相出口与二级高压闪蒸罐顶冷却器17壳程入口相连接，壳程出口与二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16入口连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16顶部气相出口与下游尿素工段CO₂压缩机7入口相连接，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16底部液相出口与二级高压闪蒸罐18顶回流入口相连接，二级高压闪蒸罐18底部液相出口与节流阀8入口相连接，节流阀8出口与低压闪蒸罐6入口相连接，低压闪蒸罐6顶部气相与低压闪蒸罐顶冷却器5壳程相连接、壳程出口与低压闪蒸罐顶气液分离罐4入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐4顶部气相与CO₂产品入口相连接，低压闪蒸罐顶气液分离罐4底部液相出口与低压闪蒸罐6顶回流入口相连接，部分低压闪蒸罐6底部液相与吸收塔2中部液相入口相连接，低压闪蒸罐6底部余下部分液相与半贫液/贫液换热器10壳程入口相连接，壳程出口与解析塔11顶部液相入口相连接，解析塔11顶部气相与二级高压闪蒸罐18底部气相入口相连接，解析塔11底部液相与半贫液/贫液换热器10壳程入口相连接，壳程出口与贫液冷却器3壳程连接，贫液冷却器3壳程出口与吸收塔2顶部液相入口相连接，低变气与低变气/解析塔底液换热器12壳程入口相连接，壳程出口与低变气/一级闪蒸罐底液换热器14壳程入口相连接，壳程出口与低变气/除盐水换热器15壳程入口相连接，壳程出口与吸收塔2底气相入口连接，吸收塔2顶部气相与CO₂吸收塔顶气液分离罐1入口相连接，CO₂吸收塔顶气液分离罐1气相与甲烷化炉入口连接，CO₂吸收塔顶气液分离罐1液相与吸收塔2顶回流入口连接。

利用上述合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离装置进行分离，其分离方法及步骤如下：

(1)压力为3.0～3.4MPa、温度为65～85℃的吸收塔底富液经液力透平降压至0.8～1.2MPa后，进入一级高压闪蒸罐，一级高压闪蒸罐气相作为燃料气送出装置，液相经换热后进入二级高压闪蒸罐。

(2)一级高压闪蒸罐液相经低变气/一级闪蒸罐底液换热器换热升温至80～100℃后，该液相保持一级闪蒸罐的压力0.8～1.2MPa不变，进入二级高压闪蒸罐闪蒸，二级高压闪蒸气相经冷却器降温至30～50℃后进入二级高压闪蒸罐顶气液分离罐实现气液分离，分离出的高压CO₂气相产品经CO₂压缩机被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至二级高压闪蒸罐内继续闪蒸，二级高压闪蒸罐液相经节流阀降压至0.1～0.3MPa后进入低压闪蒸罐。

(3)低压闪蒸罐气相经冷却器降温至30～50℃后进入低压闪蒸罐顶气液分离罐实现气液分离，分离出的CO₂气体被送入气相回收装置，液相回流至低压闪蒸罐内继续闪蒸，部分低压闪蒸罐液相作为半贫液以55～75℃送入吸收塔中部，余下部分液相经换热后进入解析塔内。

(4)余下部分低压闪蒸罐底液相与半贫液/贫液换热器换热至50～70℃后进入解析塔顶部，解析塔顶气相进入二级高压闪蒸罐内继续闪蒸，塔底液相作为贫液经半贫液/贫液换热器、水冷却器冷却至40～60℃后送入吸收塔顶部。

(5)低变气经低变气/解析塔底液换热器、低变气/一级闪蒸罐底液换热器、低变气/除盐水换热器冷却至30～50℃后送入吸收塔底部；吸收塔顶气相经分离器气液分离至净化气中CO₂体积含量降至0.05～0.1％后去甲烷化炉。

在上述方法中，所述一级高压闪蒸罐压力为0.8～1.2MPa、温度为65～85℃；二级高压闪蒸罐压力为0.8～1.2MPa、温度为80～100℃；低压闪蒸罐压力为0.1～0.3MPa、温度为70～90℃；解吸塔塔顶压力为0.1～0.3MPa，塔顶温度为50～70℃，塔底温度为100～120℃；吸收塔塔顶压力为2.8～3.2MPa，塔顶温度为50～70℃，塔底温度为70～90℃。

对比例1：

图2为现有工业(对比例1)中常见的合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离的工艺流程示意图，该工艺中包括如下设备：吸收塔塔顶分离罐1、CO₂吸收塔2、水冷凝器3、低压闪蒸罐顶分离罐4、低压闪蒸罐顶冷凝器5、低压闪蒸罐6、CO₂压缩机7、节流阀8、液力透平9、贫液/半贫液换热器10、解析塔11、低变气/解析塔底液换热器12、一级高压闪蒸罐13、低变气/一级闪蒸罐底液换热器14；

其中，现有流程与新流程区别在于新流程新增设低变气/除盐水换热器15，二级高压闪蒸罐18，二级高压闪蒸罐顶冷凝器17，二级高压闪蒸罐顶气液分离罐16，其他设备、流程及操作参数均相同。

其分离解析方法步骤如下：

(1)3.20MPa的高压吸收塔底富液经液力透平降压至1.00MPa后，进入高压闪蒸罐，高压闪蒸罐气相作为燃料气送出装置。

(2)高压闪蒸罐液相经节流阀减压至0.20MPa后进入低压闪蒸罐闪蒸，低压闪蒸气相经冷却器降温至40℃后进入低压闪蒸罐顶气液分离罐实现气液分离，分离出的低压CO₂气相产品经CO₂压缩机被送往下游尿素工段完成尿素的合成，液相回流至低压闪蒸罐内继续闪蒸。

(3)部分低压闪蒸罐底液相与半贫液/贫液换热器换热至110℃后进入解析塔顶部，解析塔顶气相送入低压闪蒸罐内闪蒸，液相作为贫液经半贫液/贫液换热器、水冷却器冷却至51℃后送入吸收塔顶部。

(4)低变气经低变气/解析塔底液换热器、低变气/除盐水换热器冷却至70℃后送入吸收塔底部。

(5)吸收塔顶气相经分离器气液分离至净化气中CO₂体积含量降至0.46％后去甲烷化炉。表1列出了用于本对比例中的原料及组成。

本实施例1以某化工厂82万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液装置为例，具体说明本发明多级闪蒸分离解析方法。

表1为该化工厂82万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离对比例1及实施例1装置原料及组成，两工艺原料、组成、产品规定及吸收剂(α-MDEA)完全相同，其中，实施例流程如图1所示，对比例如图2所示。实施例1中低变气经三个换热器冷却至50℃后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为1.0MPa，经换热升温至85℃后进入二级高压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，保持1.0MPa的压力进入CO₂压缩机中送入下游尿素工段。解吸塔底液温度为110℃，进入吸收塔内贫液温度为60℃，进入吸收塔内半贫液温度为68℃。对比例1中低变气经两个换热器冷却至70℃后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为1.0MPa，经节流阀将压至0.1MPa后进入低压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，部分进入CO₂压缩机中送入下游尿素工段，余下部分被直接排弃。解吸塔底液温度为120℃，进入吸收塔内贫液温度为70℃，进入吸收塔内半贫液温度为80℃。

表1某化工企业合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离装置原料及组成(物料组成，t/h)

物料组成低变气贫液半贫液解析塔顶液相进料MDEA/48.586159.72123.510H₂O/77.494421.65973.561CO₂30.912/1.1040.106H₂S////H₃O⁺///OH^-/0.0150.001/HCO^3-//59.48012.891CO₃^2-//0.0060.001HS^-////S^2-////MDEAH⁺/0.105117.17325.393CH₄48.595///N₂18.447///CO////H₂////合计97.954126.200759.144135.463

影响合成氨脱碳的因素主要是温度和压力，高压、低温环境有利于吸收塔的操作，低压、高温环境有利于解吸塔的操作。通过Aspen Plus对图1中的现有合成氨脱碳吸收塔底富液解吸分离进行全流程模拟发现：在维持吸收塔压力恒定的同时，尽量降低吸收的进料温度，有利于提高塔的吸收效率，减小贫液、半贫液的循环处理量，进而降低贫液冷凝器负荷；另外，考虑到解析过程需要不断降低压力来分离吸收剂中的CO₂，而该CO₂产品又需身高压力进入下游尿素工段，如此重复降压、升压过程，是一种无形的压力损失，消耗了过多的压力能或电能，若维持高压闪蒸罐底液压力恒定，直接进入低压闪蒸罐，通过提高高压闪蒸罐底液温度来完成低压闪蒸罐内CO₂气体的闪蒸，则进入CO₂压缩机的入口压力被极大提高，进而降低压缩机的功耗，且该过程用于加热高压闪蒸罐底液的热源来自低变气，该换热过程，一方面提高了高压闪蒸罐底液进入低压闪蒸罐的温度，另一方面降低了低变气进入吸收塔的温度，既为低压闪蒸罐改装成高压闪蒸罐提供了闪蒸的温度基础，又为降低低变气提供了冷剂。同时，通过Aspen>2压缩机负荷的模拟结果如表2。

表2现有工艺与新工艺的流程模拟计算结果

整个流程中，能量消耗主要集中在低压闪蒸罐顶冷却器负荷、贫液冷凝器负荷以及CO₂压缩机负荷。由表2可以看出，现有流程中低压闪蒸罐顶冷却负荷及贫液冷却负荷之和为22017.60kW，装置的冷却负荷较大，而压缩机负荷(转化为热能)高达7365.06kW，压缩功耗大，基于此，本发明新增设一台低变气/一级闪蒸罐底液换热器、一个二级高压闪蒸罐、一台二级高压闪蒸罐顶冷却器、一个二级高压闪蒸罐顶气液分离器。如图2所示的一种合成氨脱碳吸收塔底富液的多级闪蒸解析分离工艺流程示意图，一级闪蒸罐底液经低变气/一级闪蒸罐底液换热器换热后，温度由原来的72℃被换热至85℃，此时低变气进入吸收塔的温度由70℃降为50℃，贫液冷凝器负荷由6912.68kW降为5945.90kW，原有工艺较新工艺冷凝器负荷下降了13.99％。二级高压闪蒸罐顶冷凝器温度保持不变，由于闪蒸出的气相流量减小，其冷却负荷降至为8903.62kW，二级高压闪蒸罐底液相被降压后继续闪蒸，闪蒸后的冷凝器负荷为579.75kW，显然新工艺中二级高压分离罐顶冷凝器与低压闪蒸罐顶冷凝器负荷之和为9483.37kW，现有工艺闪蒸单元冷凝器负荷15104.92kW，该值较新工艺的冷却负荷下降了37.22％。新增二级高压闪蒸罐回收了部分吸收塔底富液，闪蒸出的气相压力增大为1.0MPa，较现有工艺增加了83.00％，压缩机的负荷(转化为热能)由原有7365.06kW降至为3206.12kW，降低了56.47％。基于本专利的改进后的公用工程能耗量已在表2中列出。表3列出了经过流程改进前后所得到的净化气和CO₂产品的流量及组成。

表3净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流量及组成

由表3可知，吸收塔顶部净化气中CO₂含量低于0.46％，送入下游尿素工段的CO₂产品纯度可高达92.30％，通过实施该多级闪蒸工艺，在二级高压闪蒸罐顶气液分离罐顶部几乎可以得到全部的CO₂气相产品，而吸收塔顶部净化气中几乎无CO₂气体，该净化气可被送入甲烷化炉中完成后序的合成氨反应，另外新工艺充分回收了CO₂气相产品，与现有工艺相比，CO₂产品产量提高了20％，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全相同。

流程模拟得到的各闪蒸单元冷却负荷及CO₂压缩负荷计算结果如表2所示，与传统合成氨脱碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同进料及产品纯度要求下，闪蒸单元冷凝器的负荷降低了37.22％，主要是因为二级高压与低压闪蒸罐顶气相流量均减小，进而降低了二级高压与低压闪蒸罐顶冷凝器负荷；CO₂压缩机负荷降低了56.47％，主要是因为设置了二级高压闪蒸罐，CO₂压缩机的入口压力被提高了83.00％；吸收塔贫液冷却器负荷降低了13.99％，主要是因为二级高压闪蒸罐的设置进一步取走了低变气热量，低变气进入吸收塔底的温度降低了28.57％，贫液的循环量减小了5.80％，且使得装置内的热能及压力能得以充分利用，有利于工业生产、节能及扩产改造。

实施例2：

本实施例2以某化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液装置为例，具体说明本发明多级闪蒸分离解析方法。

表4为该化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离对比例1及实施例1装置原料及组成，两工艺原料、组成、产品规定及吸收剂(MEA)完全相同，其中，实施例流程如图1所示，对比例如图2所示。实施例1中低变气经三个换热器冷却至40℃后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为1.2MPa，经换热升温至90℃后进入二级高压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，保持1.2MPa的压力进入CO₂压缩机中送入下游尿素工段。解吸塔底液温度为105℃，进入吸收塔内贫液温度为65℃，进入吸收塔内半贫液温度为70℃。对比例1中低变气经两个换热器冷却至80℃后进入吸收塔内，一级高压闪蒸罐底液相压力为1.2MPa，经节流阀将压至0.15MPa后进入低压闪蒸罐，闪蒸出的气相经冷凝、分离后，部分进入CO₂压缩机中送入下游尿素工段，余下部分被直接排弃。解吸塔底液温度为125℃，进入吸收塔内贫液温度为80℃，进入吸收塔内半贫液温度为85℃。

流程模拟得到的各闪蒸单元冷却负荷及CO₂压缩负荷计算结果如表5所示，与现有合成氨脱碳吸收塔底富液解析流程相比，在相同进料及产品纯度要求下，闪蒸单元冷凝器的负荷降低了46.88％，主要是因为二级高压与低压闪蒸罐顶气相流量均减小，进而降低了二级高压与低压闪蒸罐顶冷凝器负荷；CO₂压缩机负荷降低了63.17％，主要是因为设置了二级高压闪蒸罐，CO₂压缩机的入口压力被提高了83.00％；吸收塔贫液冷却器负荷降低了27.22％，主要是因为二级高压闪蒸罐的设置进一步取走了低变气热量，低变气进入吸收塔底的温度降低了32.63％，贫液的循环量减小了7.30％，且使得装置内的热能及压力能得以充分利用，有利于工业生产、节能及扩产改造。表6为该化工厂91万吨/年合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离对比例2及实施例2装置净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流量及组成，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全相同；另外，新工艺充分回收了CO₂气相产品，与现有工艺相比，CO₂产品产量提高了16％，现有工艺与新工艺产品流量及组成完全相同。

表4某化工企业合成氨脱碳吸收塔底富液解析分离装置原料及组成(物料组成，t/h)

物料组成低变气贫液半贫液解析塔顶液相进料MEA/58.303191.66528.212H₂O/92.993505.99188.273CO₂37.094/1.3250.127H₂S////H₃O⁺////OH^-/0.0180.001/HCO^3-//71.37615.469CO₃^2-//0.0070.001HS^-////S^2-////MEAH⁺/0.126140.60830.472CH₄58.314///N₂22.136///CO////H₂////合计117.545151.440910.973162.556

表5现有工艺与新工艺的流程模拟计算结果

表6净化气、二级高压闪蒸罐及低压闪蒸罐气相产品流量及组成