本发明涉及一种从含碳酸氢铵的水溶液中解吸脱除二氧化碳的方法及其装置，特别是一种从生产碳酸氢铵的碳化母液中部分解吸脱除二氧化碳的方法及其装置。

众所周知，在用煤为原料生产碳酸氢铵肥料时，理论上可得88.5%的NH4HCO3和11.5%的NH3产品，其总的化学反应平衡式可概括如下式所示：

通常工业部门为了增产碳酸氢铵，采用“氨碳平衡法”，如专利CN86102509.1的方法，回收吹风气或窑炉气中的CO2来补充反应工艺中CO2的不足，从而使反应过程中多余的11.5%的NH3全部转变为NH4HCO3，以满足农业化肥的需要。但是在工业比较发达的地区，有众多的氮肥厂生产碳酸氢铵肥料，碳酸氢铵已相对比较富裕，而工业用液氨（或氨水）却比较紧俏，因此目前已有不少生产碳酸氢铵的氮肥厂正在寻求一种投资少、能耗低、见效快能部分增产液氨（或氨水）的技术，以满足工业用氨的需要本发明为适应上述的工业需要，提出了一种碳酸氢铵饱和的碳化氨水（工业上简称碳化母液，为了行文方便，下文均用此简称）解吸脱除二氧化碳的方法及其装置，可满足氮肥厂适度增产液氨（或氨水）的要求。本发明的方法及其装置可使氮肥厂的液氨产量可增加15%左右。

本发明的构思是这样的：通常用煤作原料生产碳酸氢铵工厂的碳化母液中含有总NH33.8～5.3mol/L，总CO22.5～4.0mol/L，是一种具有较高碳化度的碳酸氢铵饱和溶液，其CO2/NH3（摩尔比）在0.65～0.75之间。在该溶液中除了含有从碳酸氢铵饱和的碳化氨水中解吸脱除二氧化碳的方法及其装置本发明涉及一种从含碳酸氢铵的水溶液中解吸脱除二氧化碳的方法及其装置，特别是一种从生产碳酸氢铵的碳化母液中部分解吸脱除二氧化碳的方法及其装置。

众所周知，在用煤为原料生产碳酸氢铵肥料时，理论上可得88.5%的NH4HCO3和11.5%的NH3产品，其总的化学反应平衡式可概括如下式所示;

通常工业部门为了增产碳酸氢铵，采用“氨碳平衡法”，如专利CN86102509.1的方法，回收吹风气或窑炉气中的CO2来补充反应工艺中CO2的不足，从而使反应过程中多余的11.5%的NH3全部转变为NH4HCO3，以满足农业化肥的需要。但是在工业比较发达的地区，有众多的氮肥厂生产碳酸氢铵肥料，碳酸氢铵已相对比较富裕，而工业用液氨（或氨水）却比较紧俏，因此目前已有不少生产碳酸氨铵的氮肥厂正在寻求一种投资少、能耗低，见效快能部分增产液氨（或氨水）的技术，以满足工业用氨的需要。

本发明为适应上述的工业需要，提出了一种碳酸氢铵饱和的碳化氨水（工业上简称碳化母液，为了行文方便，下文均用此简称）解吸脱除二氧碳的方法及其装置，可满足氮肥厂适度增产液氨（或氨水）的要求。本发明的方法及其装置可使氮肥厂的液氨产量可增加15%左右。

本发明的构思是这样的：通常用煤作原料生产碳酸氢铵工厂的碳化母液中含有总NH33.8～5.3mol/L，总CO22.5～4.0mol/L，是一种具有较高碳化度的碳酸氢铵饱和溶液，其CO2/NH3（摩尔比）在0.65～0.75之间。在该溶液中除了含有NH4HCO3外，还含有NH2COONH4。溶液中的碳酸氢铵在加热条件下，可以按下列方程反应并解吸出二氧化碳：基于上述认识，发明人通过自己的研究，设想利用工厂的低温余热，通过一种母液的解吸装置，将反应式（1）中CO2选择性脱除，相对富氨的碳化氨水则从釜底排出;解吸脱除的CO2则从装置的顶部排出，然后经后续加工，制成CO2产品。由于碳化氨水中已脱除了部分CO2，使生产碳酸氢铵的数量相应减少，工厂就要生产更多的液氨（或氨水）的产品。

本发明的发明人通过大量实验，并设计了一种解吸装置，证明上述设想是可以工业化的。

由于高碳化度的碳化氨水具有较高的CO2分压和较低的NH3分压（见表1所示），它为在加热的条件下，从碳化氨水中选择性地脱除CO2提供了可能性。

表1 不同组成的碳化氨水＊在沸点下的CO2、NH3、H2O的平衡分压0.50    100    48.0    20.0    33.3    76    2.40.55    110    63.3    13.3    26.7    69    4.60.60    120    73.3    8.0    20.0    63    9.20.65    130    80.0    5.3    16.0    56    15.10.70    140    86.0    3.3    12.0    52    26.10.75    150    89.3    2.0    10.0    45    44.6注：＊碳化氨水中总NH3量为4.85mol/L，生产中碳化母液经加热脱除二氧化碳后，成不饱和的碳化氨水。

表1中：R为碳化氨水中CO2/NH3的摩尔比值;

X为碳化氨水的碳化度，X＝CO2/NH3（摩尔比）×2×100%;

为碳化氨水在沸点下CO2的平衡分压;

为碳化氨水在沸点下NH3的平衡分压;

为碳化氨水在沸点下H2O的平衡分压;

tb为一定R值的碳化氨水的沸点温度;

A为一定R值的碳化氨水在沸点下气相中的CO2与NH3的分压比。

由表1可见：1.随着物系的R的降低，当R由0.75降至0.50，碳化氨水的沸点将逐渐升高，tb则由45℃升至76℃，因此宜采用逆流加热的方式以提高工厂余热利用率。

2.随着物系的R降低，当R由0.75降至0.50，沸点下与液相碳化氨水相平衡的气相中CO2与NH3分压比A的值随之降低，将由44.6降至2.4，即CO2与NH3分离的难度将逐渐增加，然而进行CO2与NH3分离仍是可能的。然而当原料碳化氨水中R在0.65～0.75，A值处于44.6～15.1的范围内进行加热解吸分离较为经济，亦易实现工业化，也就是说对具有较高CO2分压的碳化氨水进行解吸分离除去CO2是比较经济和易于实现的。

下面将结合附图进一步阐明本发明的内容：图1为组合式降膜解吸装置与工艺流程示意图。

图2为组合式填料解吸装置为工艺流程示意图。

由图1可见：组合式降膜解吸装置，主要由釜底1、解吸段2、洗涤段3以及冷凝器4等单元组成，来自贮槽的碳化母液由泵7输送经换热器6预热（由室温升至45～56℃）后，通过设置在洗涤段3下部的液体分布器5分别喷入解吸段2中的降膜列管内，呈膜状与已被解吸的CO2气相逆流接触，同时藉助列管的间壁供热进行解吸，实现式（1）的分解过程，并按照与碳化氨水相平衡的CO2与NH3的蒸汽分压的大小，将CO2选择性解吸出来并进入气相。底部解吸出来的NH3则由于气液逆流接触的关系，在上升过程中逐渐被液相所吸收。最终解吸得到一种含少量NH3和水蒸汽的CO2气体，通过洗涤段3，由洗涤软水吸收回收CO2中的少量NH3，吸收回收少量NH3后的洗涤软水可流入解收段2中，经洗涤后的CO2再进入冷凝器4中冷凝以除去CO2气体中夹带的水蒸汽，生成的冷凝液回入洗涤段中，再去洗涤回收气相中的氨，由塔顶排出纯净的CO2，经后续工序进一步加工成CO2产品;经解吸段2解吸后的碳化氨水流入釜底1中，进一步被加热，直至釜底1中的碳化氨水达到预定的要求（如入塔前的碳化氨水的R为0.75，出塔时的碳化氨水要求0.50～0.55），然后从釜底1的底部排出，经换热器6（预热进塔的碳化母液）降温后，去相对富氨的碳化氨水贮槽。进入釜底1与解吸段2降膜管间的热源，可以利用工厂的低温热源，如90℃～65℃的热水，其流向与降膜管内的碳化氨水呈逆流。洗涤段3为一设置泡罩的塔段可满足少量洗涤水用量的要求，通常洗涤水用量可在装置处理碳化母液量的1%～1‰范围内选取。进入解吸装置的碳化母液宜预热至45℃～56℃，其中的CO2/NH3的摩尔比宜为0.65～0.75。解吸段上端的碳化母液温度为45～56℃。下端为65～76℃（与碳化氨水组成比相对应的沸点温度）。

所说的解吸装置可以由釜底1、解吸段2、洗涤段3以及冷凝器4构成一组合式装置，也可以分别按单元独立设置各设备，然后用管线连接起来，组成本发明所说的解吸装置。

所说的解吸段2为一列管式降膜管段，管间可用90～65℃的工厂低温热源加热，并与降膜管内的液流呈逆流。

所说的冷凝器4，可以为列管式冷凝器，也可以为独立设置的排管式冷凝器，可采用常温的冷却水冷却。

由图2可见：组合式填料解吸装置，主要由塔底1、解吸段2、洗涤段3、冷凝器4以及煮沸器8组成而成，来自贮槽的碳化母液由泵7输送经换热器6预热（碳化母液室温升至45～56℃）后，进入设置在解吸段2上部的液体分布器5中，均匀地喷淋入解吸段2中的填料层上，呈膜状下流，与解吸的CO2气相呈逆流接触，并按式（1）进行解吸，同时使气相中的含NH3量降至接近进料碳化母液相平衡的NH3含量，如进料碳化母液的R＝0.75，则气相中氨含量接近于1.97%。含有少量NH3和水蒸汽的CO2气体再进入洗涤段3中，由洗涤软水吸收回收其中的少量NH3，吸收回收少量NH3后的洗涤水可下流入解吸段2中，经洗涤后的CO2再通过一冷凝器4，将其中夹带的水蒸汽冷凝，生成的冷凝液回入洗涤段3中，再去洗涤回收气相中的氨，塔顶排出纯净CO2，经后续加工序加工成CO2产品。经解吸段2解吸后的碳化氨水下流入煮沸器8中，经工厂的低温热源（如90℃以上的热水或低压蒸汽）加热后进入塔底1中，部分热分解汽化的CO2、NH3和H2O（按塔底1中的碳化氨水的R值相平衡的分压比汽化）进入解吸段2中，与液体分布器喷淋下来的碳化氨水逆流接触，并在填料表面上进行NH3的吸收和选择性解吸CO2;直至塔底1中的碳化氨水达到预定的要求（如R＝0.50～0.55）时，再由塔底1的底部排出，经换热器6（予热进塔的碳化母液）降温后，去相对富氨的碳化氨水贮槽，作加工浓氨用。

进入解吸装置的碳化母液宜预热至45～56℃。碳化母液中的CO2/NH3的摩尔比宜为0.65～0.75。解吸段上端的碳化母液温度为45～56℃，下端为65～76℃。

所说的解吸装置可以由塔底1、解吸段2、洗涤段3、冷凝器4以及煮沸器8等构成一组合式装置，也可以分别按单元独立设置各设备，然后用管线连接起来组成本发明所说的解吸装置。当煮沸器8单独设置，而塔底1与解吸段2连接在一起时（如图2所示），在所说的塔底1的上部应设置一汽液分离罩（图2所示），它可使由解吸段2下流的液体旁流入煮沸器8中，经煮沸器加热后的液体进入塔底1，其中部分被汽化成汽体并通过汽液分离罩升入解吸段2中，作为选择性地解吸脱除CO2的汽提蒸汽。显然，当煮沸器8与塔底1合并时，可构成水箱式加热器的结构。所说的解吸段2为一填料塔段。所说的洗涤段为一设置泡罩的塔段，其洗涤水的用量为装置处理碳化母液量的1%～1‰。所说的冷凝器4可以为列管式冷凝器，当冷凝器4独立设置时，也可以为排管冷凝器，以常温的冷却水冷却。所说的煮沸器8可以为列管式、盘管式或板式换热器，宜用90℃以上的热水或低压蒸汽进行间接加热由解吸段2下来的碳化氨水。

由上可见：一、本发明所说的从碳酸氢铵饱和的碳化氨水中解吸脱除二氧化碳的方法，其主要特征在于：1.在解吸装置的解吸段中，碳化母液在沸点下进行解吸，并选择性地脱除二氧化碳，解吸得到一种含少量氨和水蒸汽的二氧化碳气体;

2.在解吸装置的解吸段中，碳化母液与解吸出来的气相进行逆流接触，气相中的氨不断为下降的母液所吸收，同时不断地释放二氧化碳，使最终离开解吸段气相中的氨分压等于或略大于进料母液的平衡分压;

3.进入解吸装置的碳化母液中CO2/NH3的摩尔比为0.65～0.75，离开解吸装置的碳化氨水的CO2/NH3的摩尔比为0.50～0.55;

4.进入解吸装置的碳化母液宜预热至45～56℃;

5.解吸段上端的碳化母液温度为45～56℃，下端的碳化氨水的温度为65～76℃;

6.离开解吸段的含少量氨和水蒸汽的二氧化碳气体上行通过洗涤段，其中的氨为洗涤水吸收回收;

7.含有水蒸汽的二氧化碳气体再通过一冷凝器，除去其中的水蒸汽后排出，冷凝水则进入洗涤段参予吸收回收氨。

二、用于从碳酸氨铵饱和的碳化氨水中解吸脱二氧化碳的装置，其特征在于该装置由釜底1、解吸段2、洗涤段3以及冷凝器4诸单元组成，其中：1.所说的解吸段2为列管式降膜管段，管间用90～65℃的热水或低压蒸汽加热，并与降膜管内的液流呈逆流;

2.所说的洗涤段3为一设置泡罩的塔段，其洗涤水的用量为解吸装置处理碳化母液量的1%～1‰;

3.所说的冷凝器4，可以为列管式冷凝器，也可以为排管式冷凝器，采用常温的冷却水冷却。

三、用于从碳酸氢铵饱和的碳化氨水中解吸脱除二氧化碳的装置，其特征在于该装置由塔底1、解吸段2、洗涤塔3、冷凝器4以及煮沸器8诸单元组成，其中：1.当煮沸器8单独设置而塔底1和解吸段2连在一起时，在所说的塔底1的上部应设置一汽液分离罩，可以使流体旁流入煮沸器8中，而由煮沸器8蒸发出来的部分蒸汽则通过汽液分离罩进入解吸段2中;

2.所说的解吸段2为一填料塔段;

3.所说的洗涤段3为一设置泡罩的塔段，其洗涤水的用量为装置处理碳化母液量的1%～1‰;

4.所说的冷凝器4可以为列管式冷凝器，也可以为排管式冷凝器，以常温的冷却水冷却;

5.所说煮沸器8可以为列管式、盘管式或板式换热器，用90℃以上的热水或低压蒸汽间接加热由解吸段2中下来的碳化氨水。

本发明的技术效果：1.每1m3的碳化母液可选择性解吸脱除CO218～25Nm3;每1Nm3CO2中含NH3量小于2g，通常在0.1～1.8g/Nm3之间;每选择性解吸脱除1Nm3的CO2能耗为650～900kcal之间。

2.可以满足生产碳酸氢铵氮肥厂增产液氨（或氨水）的要求。

3.设备投资少，仅需增加一解吸装置和少量的附属设备。

4.能耗低，可以充分利用工厂的低温余热。

5.见效快，工厂可以在碳化工段附近设置本发明所说的解吸脱除二氧化碳的解吸装置，可使工厂的液氨产量增加15%左右。

显然，按照本发明的构思和附图所展示的装置，本发明也可适用于纯碱工业中的碳酸氢盐（包括钠、钾、铵等盐）所饱和碳化氨水中的解吸脱除二氧化碳。