利用co2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置及工艺
阅读说明：本技术 利用co2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置及工艺 (By using CO2Combined device and process for preparing heavy alkali by drying and carbonizing ammonium chloride in concentrated gas ) 是由 李黎峰 胡斌 胡书亚 张沫 李相福 方华东 陈学峰 李林 冯青天 孔维斌 常佳伟 于 2021-02-04 设计创作，主要内容包括：本发明提供了利用CO-2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置及工艺,解决了现有技术中氯化铵干燥装置污染严重、工艺成本高的技术问题。本发明实施例提供的利用CO-2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置,利用CO-2浓气作为流化气,利用除尘洗涤装置对湿氯化铵经过干燥后产生的第一流化气进行逐级处理得到氯化铵洗水以及含游离氨的液体,而分级产生的含氯化铵洗水可送去制作氨水,用于与联碱厂配套的热电厂氨法脱硫；即本发明采用了除尘洗涤装置对流化气进行逐级处理得到的废水得到了充分的利用,并没被排泄出去,也无需要额外的废水处理系统进行处理含氯含氨废水,因此,降低了工艺成本,减少了对环境的污染。(The invention provides the utilization of CO 2 A combined device and a process for preparing heavy alkali by drying ammonium chloride and carbonizing concentrated gas solve the technical problems of serious pollution and high process cost of an ammonium chloride drying device in the prior art. The embodiment of the invention provides the utilization of CO 2 Combined device for drying ammonium chloride and carbonizing concentrated gas to prepare heavy alkali by utilizing CO 2 The concentrated gas is used as fluidizing gas, the first fluidizing gas generated after drying wet ammonium chloride is subjected to step-by-step treatment by using a dedusting and washing device to obtain ammonium chloride washing water and liquid containing free ammonia, and the ammonium chloride washing water generated by grading can be sent to produce ammonia water for ammonia desulphurization by an ammonia process of a thermal power plant matched with an integrated alkali plant; namely, the invention adopts the dust removal washing device to carry out the step-by-step treatment on the fluidizing gas to obtain the wastewater which is fully beneficialWhen the wastewater is used, the wastewater is not discharged, and no additional wastewater treatment system is needed for treating the wastewater containing chlorine and ammonia, so that the process cost is reduced, and the pollution to the environment is reduced.)
技术领域
本发明涉及化工生产制造领域，具体涉及利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置及工艺。
背景技术
纯碱工业就其特点而言，既是基本化工原料，又是直接投放市场的大宗产品，就其生产规模而言，属于化学工业最大的前十位产品之一。目前，各国生产纯碱的主要方法有三种：氨碱法、联碱法、天然碱加工法，这是因为采用的原料和生产方法不同而各据特点，例如氨碱法离不开原盐和石灰石，因此要靠近盐和石灰石产地；联碱法需要与合成氨厂配套；天然碱加工必须当地有丰富的天然碱资源等。
联碱法又称侯氏制碱法，联碱法的特点是原料氨以氯化铵产品的形式产出，同时生产纯碱和氯化铵两种产品，氨不但是生产媒介，更是一种主要原料。其氨及二氧化碳都来源于合成氨装置，纯碱装置只能与合成氨装置联合生产，不能单独设置。我国目前纯碱工艺中联碱法占50％以上。
联碱法的产品之一，氯化铵需要由湿氯化铵经干燥处理后得到。传统的干燥工艺离心机出来的湿氯化铵通过皮带输送机送入流化床，并利用热空气作为流化介质和蒸汽进行加热干燥和冷却。目前，此工艺有如下问题：
(1)此工艺采用的皮带输送机为对空设备，湿氯化铵中的游离氨易挥发出来，造成环境污染和操作环境恶劣。
(2)传统的氯化铵干燥工艺为开式干燥，即流化床顶部尾气需要采用布袋除尘器干法除尘或者喷淋塔湿法除尘后排空。由于氯化铵的存在，排放的高温含湿尾气可能产生白烟，对于国家环境排放标准不断的提高，因此干法除尘的氯化铵干燥工艺将不再适用。湿氯化铵中含有一定的游离氨，因此干燥尾气中含有一定的氨气，湿法除尘干燥氯化铵工艺则需要大量的水或酸进行除尘除氨，联碱过程最大收缩量仅为151.15kg/t碱，即每生产1吨铵或氨，母液仅收缩约0.055m3水，大量的洗水容易造成联碱母液膨胀、蒸氨负荷加大、酸洗废液难以处理、处理工艺费用昂贵等问题。
因此，传统的氯化铵干燥工艺已经不满足绿色环保、稳定运行的生产要求。
发明内容
有鉴于此，本发明提供了利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置及工艺，解决了现有技术中氯化铵干燥装置污染严重、工艺成本高、运行不稳定的技术问题。
为使本发明的目的、技术手段和优点更加清楚明白，以下结合附图对本发明作进一步详细说明。
根据本发明的一个方面，本发明实施例提供了一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，包括：
加热装置，所述加热装置用于将CO2浓气加热，产生CO2流化气；
设置在所述加热装置下游的干燥器，所述干燥器的底部通入所述加热装置产生的CO2流化气，所述干燥器将所述湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，所述水蒸气、所述氨气以及所述二氧化碳随所述CO2流化气从所述干燥器的顶部排出，所述水蒸气、所述氨气、所述二氧化碳以及所述CO2流化气组成第一流化气；
设置在所述干燥器下游的除尘洗涤装置，所述除尘洗涤装置将所述第一流化气逐级处理得到固体氯化铵、氯化铵洗水以及含游离氨的液体，所述第一流化气经过所述除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气，所述第二流化气包括气体CO2；以及
碳压缩装置，经所述除尘洗涤装置输出的第二流化气输入至所述碳压缩装置，所述碳压缩装置将所述第二流化气与氨盐水混合，产生重碱；
优选的，其中，所述CO2浓气为合成氨厂排出的CO2浓气。
在本发明一实施例中，所述除尘洗涤装置包括：设置在所述干燥器下游的干式除尘设备，所述干式除尘设备用于对所述第一流化气进行除尘，产生固体氯化铵；以及设置在所述干式除尘设备下游的湿式洗涤设备，所述湿式洗涤设备用于对所述第一流化气进行逐级洗涤，分级产生氯化铵洗水以及含游离氨的液体。
在本发明一实施例中，所述湿式洗涤设备包括：
设置在所述干式除尘设备下游的除氯洗涤塔，所述除氯洗涤塔用于对所述第一流化气进行洗涤，产生氯化铵洗水；以及
设置在所述除氯洗涤塔下游的除氨冷凝器，所述除氨冷凝器用于对经过所述除氯洗涤塔处理后的第一流化气进行洗涤，产生含游离氨的冷凝液。
在本发明一实施例中，所述湿式洗涤设备还包括：
设置在所述除氨冷凝器下游的除氨洗涤塔，所述除氨洗涤塔用于对经过除氨冷凝器处理后的第一流化气进行洗涤，产生含游离氨的洗水。
在本发明一实施例中，所述压缩碳化装置包括：设置在所述除尘洗涤装置下游的压缩机，所述压缩机将所述第二流化气进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在所述压缩机下游的碳化塔，所述碳化塔将所述压缩二氧化碳与氨盐水进行反应，产生重碱；和/或
所述干式除尘设备包括：旋风分离器；和/或布袋除尘器。
在本发明一实施例中，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，还包括：
设置在所述干燥器上游的进料混合装置，所述进料混合装置将湿氯化铵滤饼和干氯化铵混合，产生湿氯化铵，并将所述湿氯化铵输入至所述干燥器中；和/或
出料装置，所述出料装置的进口与所述干燥器以及所述除尘洗涤装置连接，所述出料装置的一个出口与所述进料混合输送装置连接；
所述出料装置将所述干燥器产生的干氯化铵以及所述除尘洗涤装置产生的固体氯化铵进行处理，产生干氯化铵。
作为本发明的第二方面，本发明实施例提供了一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺，包括：
将CO2浓气输入至加热装置进行加热，产生CO2流化气，其中，所述CO2浓气的压强为0.05～0.15MPa；
将所述CO2流化气从所述干燥器的底部通入干燥器，将所述湿氯化铵输入至所述干燥器，所述干燥器将所述湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，所述水蒸气、所述氨气以及所述二氧化碳随所述CO2流化气从所述干燥器的顶部排出，所述水蒸气、所述氨气、所述二氧化碳以及所述CO2流化气组成第一流化气；
将所述第一流化气输入至除尘洗涤装置中进行逐级处理得到固体氯化铵、氯化铵洗水以及含游离氨的液体，所述第一流化气经过所述除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气，所述第二流化气包括气体CO2；以及
将所述第二流化气与氨盐水在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
在本发明一实施例中，所述除尘洗涤装置包括设置在所述干燥器下游的干式除尘设备，以及设置在所述干式除尘设备下游的湿式洗涤设备；
其中，所述将所述第一流化气输入至除尘洗涤装置中进行逐级处理得到固体氯化铵、氯化铵洗水以及含游离氨的液体，包括：
将所述第一流化气输入至所述干式除尘设备进行除尘处理，产生固体氯化铵；
将经过所述干式除尘设备进行除尘处理后的第一流化气输入至所述湿式洗涤设备中进行逐级洗涤，分级产生氯化铵洗水以及含游离氨的液体。
在本发明一实施例中，所述湿式洗涤设备包括设置在所述干式除尘设备下游的除氯洗涤塔，以及设置在所述除氯洗涤塔下游的除氨冷凝器；
其中，将经过所述干式除尘设备进行除尘处理后的第一流化气输入至所述湿式洗涤设备中进行逐级洗涤，分级产生氯化铵洗水以及含游离氨的液体，包括：
将经过所述干式除尘设备进行除尘处理后的第一流化气输入至所述除氯洗涤塔进行洗涤，产生氯化铵洗水；
将经过所述除氯洗涤塔洗涤后的第一流化气输入至所述除氨冷凝器进行第二级洗涤，产生含游离氨的冷凝液。
在本发明一实施例中，所述湿式洗涤设备还包括设置在所述除氨冷凝器下游的除氨洗涤塔；
其中，将经过所述干式除尘设备进行除尘处理后的第一流化气输入至所述湿式洗涤设备中进行逐级洗涤，分级产生氯化铵洗水以及含游离氨的液体，还包括：
将经过除氨冷凝器洗涤后的第一流化气输入至所述除氨洗涤塔进行第洗涤，产生含游离氨的洗水；
优选的，
在所述将所述CO2流化气从所述干燥器的底部通入干燥器，将所述湿氯化铵输入至所述干燥器之前，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺，还包括：
将湿氯化铵滤饼和干氯化铵在进料混合装置中进行混合，产生湿氯化铵；
优选的，
利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置还包括出料装置，所述出料装置的进口与所述干燥器以及所述除尘洗涤装置连接，所述出料装置的一个出口与所述进料混合输送装置连接；
其中，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺，还包括：
将所述干燥器内产生的干氯化铵以及所述除尘洗涤装置产生的固体氯化铵进行处理，产生干氯化铵；
将所述干氯化铵输入至所述进料混合装置。
本发明实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，利用直接从合成氨厂排出的CO2浓气加热后的CO2浓气作为流化气，利用除尘洗涤装置对湿氯化铵经过干燥后产生的第一流化气进行逐级处理得到固体氯化铵、氯化铵洗水以及含游离氨的液体，而分级产生的含氯化铵洗水可送去制作氨水，用于与联碱厂配套的热电厂氨法脱硫；也可送至联碱半蒸氨塔或者II过程作为补水。分级产生的含游离氨的液体被送去联碱蒸氨塔进行蒸发回收氨和二氧化碳。即本发明采用了除尘洗涤装置对流化气进行逐级处理得到的废水得到了充分的利用，并没被排泄出去，也无需要额外的废水处理系统进行处理含氯含氨废水，因此，即降低了工艺成本，又减少了对环境的污染。
附图说明
图1所示为本发明一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图2所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图3所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图4所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图5所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图6所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图7所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图8所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图9所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图10所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图11所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图12所示为本发明另一实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图；
图13所示为对比例1提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图14所示为对比例2提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图；
图15所示为对比例3提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图。
附图标记：
加热装置1；干燥器2；除尘洗涤装置3：干式除尘设备31、湿式洗涤设备32、、除氯洗涤塔321、除氨冷凝器322、除氨洗涤塔323；碳压缩装置4；进料混合装置5；出料装置6；加压装置7，第一加压装置71，第二加压装置72；
氨盐水H；重碱M；湿氯化铵滤饼A；干氯化铵B；固体氯化铵C；含游离氨的液体D、含游离氨的冷凝液D1、含游离含的洗水D2；含氯化铵洗水E；CO2浓气F；第一流化气G1；第二流化气G2。
具体实施方式
本发明的描述中，“多个”的含义是至少两个，例如两个，三个等，除非另有明确具体的限定。本发明实施例中所有方向性指示(诸如上、下、左、右、前、后、顶、底……)仅用于解释在某一特定姿态(如附图所示)下各部件之间的相对位置关系、运动情况等，如果该特定姿态发生改变时，则该方向性指示也相应地随之改变。此外，术语“包括”和“具有”以及它们任何变形，意图在于覆盖不排他的包含。例如包含了一系列步骤或单元的过程、方法、系统、产品或设备没有限定于已列出的步骤或单元，而是可选地还包括没有列出的步骤或单元，或可选地还包括对于这些过程、方法、产品或设备固有的其它步骤或单元。
另外，在本文中提及“实施例”意味着，结合实施例描述的特定特征、结构或特性可以包含在本发明的至少一个实施例中。在说明书中的各个位置出现该短语并不一定均是指相同的实施例，也不是与其它实施例互斥的独立的或备选的实施例。本领域技术人员显式地和隐式地理解的是，本文所描述的实施例可以与其它实施例相结合。
下面将结合本发明实施例中的附图，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作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。
实施例1：
图1所示为本发明一实施例提供的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图，如图1所示，该利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，包括：
加热装置1；设置在加热装置1下游的干燥器2，干燥器2的一端输入湿氯化铵，干燥器2的底部通入加热装置1产生的CO2流化气；设置在干燥器2下游的除尘洗涤装置；以及碳压缩装置4。
图2所示为采用图1所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，如图2所示，该利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
步骤S101：将直接从合成氨厂排出的CO2浓气F输入至加热装置1进行加热，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.05～0.15MPa；
步骤S102：将经过加热装置1加热后的CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；
步骤S103：将第一流化气G1输入至除尘洗涤装置3中进行逐级处理得到固体氯化铵C、氯化铵洗水以及含游离氨的液体D，第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2包括气体CO2；其中，产生的含氯化铵洗水E可送去制作氨水，用于与联碱厂配套的热电厂氨法脱硫；也可送至联碱半蒸氨塔或者II过程作为补水。分级产生的含游离氨的液体D被送去联碱蒸氨塔进行蒸发回收氨和二氧化碳。
步骤S104：将第二流化气G2与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
第二流化气G2被输入至压缩碳化装置后CO2流化气(即第二流化气G2)被压缩后送入碳化塔与氨盐水H反应生成重碱(碳酸氢钠结晶)。多余的CO2气可以在压缩机之前高点放空。
本发明实施例提供的一种利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，利用CO2浓气加热后的CO2浓气F作为流化气，利用除尘洗涤装置对湿氯化铵经过干燥后产生的第一流化气G1进行逐级处理得到固体氯化铵C、氯化铵洗水以及含游离氨的液体D，而分级产生的含氯化铵洗水E可送去制作氨水，用于与联碱厂配套的热电厂氨法脱硫；也可送至联碱半蒸氨塔或者II过程作为补水。分级产生的含游离氨的液体D被送去联碱蒸氨塔进行蒸发回收氨和二氧化碳。即本发明采用了除尘洗涤装置对流化气进行逐级处理得到的废水得到了充分的利用，并没被排泄出去，也无需要额外的废水处理系统进行处理含氯含氨废水，因此，即降低了工艺成本，又减少了对环境的污染。
实施例2：
图3所示为本发明另一实施例提供的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，如图3所示，除尘洗涤装置3包括：设置在干燥器2下游的干式除尘设备31；以及设置在干式除尘设备31下游的湿式洗涤设备32。图4所示为采用图3所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，结合图3和图4,，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括以下步骤：
步骤S101：将直接从合成氨厂排出的CO2浓气F输入至加热装置1进行加热，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.05～0.15MPa；
步骤S102：将CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；
步骤S1031：将第一流化气G1输入至干式除尘设备31进行除尘处理，产生固体氯化铵C；
步骤S1032：将经过干式除尘设备31进行除尘处理后的第一流化气G1输入至湿式洗涤设备32中进行逐级洗涤，分级产生氯化铵洗水以及含游离氨的液体D。
经过步骤S1031以及步骤S1032对第一流化气G1进行分级处理后，即第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2包括气体CO2；
步骤S104：将第二流化气G2与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
可选的，干式除尘设备31可以仅包括旋风分离器。干式除尘设备31还可以仅包括布袋除尘器。干式除尘设备31可以包括旋风分离器以及布袋除尘器，其中，布袋除尘器设置在旋风分离器的下游。
本实施例对实施例1中的步骤S103进行了进一步的具体化，即本发明实施例将第一流化气G1在除尘洗涤装置被逐级洗涤的具体洗涤过程，即先除去大部分的固体氯化铵C、然后再除去氯化铵、然后再去除游离氨，从而能够对流化气进行分级处理，分级处理得到的洗水或者固体氯化铵C均一一得到再利用。
实施例3：
图5所示为本发明另一实施例提供的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，如图5所示，湿式洗涤设备32包括设置在干式除尘设备31下游的除氯洗涤塔321、设置在除氯洗涤塔321下游的除氨冷凝器322以及设置在除氨冷凝器322下游的除氨洗涤塔323；图6所示为采用图5所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，结合图5和图6，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括以下步骤：
步骤S101：将直接从合成氨厂排出的CO2浓气F输入至加热装置1进行加热，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.05～0.15MPa；
步骤S102：将CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；
步骤S1031：将第一流化气G1输入至干式除尘设备31进行除尘处理，产生固体氯化铵C；
步骤S10321：将经过干式除尘设备31进行除尘处理后的第一流化气G1输入至除氯洗涤塔321进行洗涤，产生氯化铵洗水；
步骤S10322：将经过除氯洗涤塔321洗涤后的第一流化气G1输入至除氨冷凝器322中进行洗涤，产生含游离氨的冷凝液D1；
步骤S10323：将经过除氨冷凝器322洗涤后的第一流化气G1输入至除氨洗涤塔323进行洗涤，产生含游离氨的洗水D2。
经过步骤S1031、步骤S10321、步骤S10322以及步骤S10323对第一流化气G1进行分级处理后，即第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2包括气体CO2；
步骤S104：将第二流化气G2(即CO2流气)与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
相对于实施例2，本发明实施例在对第一流化气G1进行处理时，湿式洗涤的步骤，即步骤S1032具体分别依次除氯化铵、除游离氨的三次洗涤，依次除去第一流化气G1中的游离氨以及氯化铵，得到的含游离氨的洗水D2产生的游离氨的洗水可以去重碱过滤机做洗水或者其他使用。
实施例4：
由于在步骤S102中的湿氯化铵是湿氯化铵与部分干氯化铵B混合而成的，但是在干燥器2干燥时，降低流化床进料含水量，造成流化床结疤严重，需要经常清洗。因此，图7所示为本发明另一实施例提供的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，如图7所示，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置还包括设置在干燥器2上游的进料混合装置5，图8所示为采用图7所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，结合图7和图8，利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括以下步骤：
步骤S100：将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，产生湿氯化铵。即在湿氯化铵输入干燥器2进行干燥之前，将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，当充分混合后产生的湿氯化铵在干燥器2中被干燥时，降低干燥器2中的流化床结疤的概率。
步骤S101：将直接从合成氨厂排出的CO2浓气F输入至加热装置1进行加热，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.05～0.15MPa；
步骤S102：将CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；
步骤S1031：将第一流化气G1输入至干式除尘设备31进行除尘处理，产生固体氯化铵C；
步骤S10321：将经过干式除尘设备31进行除尘处理后的第一流化气G1输入至除氯洗涤塔321进行洗涤，产生氯化铵洗水；
步骤S10322：将经过除氯洗涤塔321洗涤后的第一流化气G1输入至除氨冷凝器322中进行洗涤，产生含游离氨的冷凝液D1；
步骤S10323：将经过除氨冷凝器322洗涤后的第一流化气G1输入至除氨洗涤塔323进行第三级洗涤，产生含游离氨的洗水D2。
经过步骤S1031、步骤S10321、步骤S10322以及步骤S10323对第一流化气G1进行分级处理后，即第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2包括气体CO2；
步骤S104：将第二流化气G2(即CO2流气)与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
相对于实施例3，本发明实施例的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺，将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，产生湿氯化铵。在步骤S101之前(即在湿氯化铵输入干燥器2进行干燥之前)，将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，当充分混合后产生的湿氯化铵在干燥器2中被干燥时，降低干燥器2中的流化床结疤的概率。
实施例5：
由于在步骤S100中，需要将将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，因此，如图9所示，本发明实施例中的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，还包括：出料装置6，出料装置6的进口与干燥器2以及除尘洗涤装置3连接，出料装置6的出口与进料混合输送装置连接。图10所示为采用图9所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置来进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，结合图9以及图10所示，该利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
步骤S100：将含水6％wt的湿氯化铵滤饼A和出料装置6返回的干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，产生湿氯化铵，其中干氯化铵B以13000Kg/h的速度被输送至进料混合装置5中。即在湿氯化铵输入干燥器2进行干燥之前，将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，当充分混合后产生的湿氯化铵在干燥器2中被干燥时，降低干燥器2中的流化床结疤的概率。
步骤S101：将合成氨厂来的CO2浓气F以35000Nm3/h的速度输入至加热装置1进行加热至190℃，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.1MPaG；
步骤S102：将CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将步骤S100中得到的湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；其中干氯化铵B被传输至出料装置6中，第一流化气G1此时的温度约为80℃；
步骤S1031：将第一流化气G1输入至干式除尘设备31进行除尘处理，产生固体氯化铵C；将固体氯化铵C传输至出料装置6中；即在步骤S1031中，第一流化气G1中的固体氯化铵C大部分被去除；
步骤S10311：出料装置6将干燥器2产生的干氯化铵B以及干式除尘设备31产生的固体氯化铵C进行处理，产生干氯化铵B，并将部分干氯化铵B传输至进料混合装置5中，在进料混合装置5中，湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B被充分混合，产生湿氯化铵。起到将干氯化铵B充分利用的作用。
步骤S10321：将经过干式除尘设备31进行除尘处理后的第一流化气G1输入至除氯洗涤塔321中进行洗涤，产生氯化铵洗水，除氯洗涤塔321通过循环泵、循环冷却器做循环喷淋，对第一流化气G1中的氯化铵进行洗涤，产生氯化铵洗水，洗水含氯化铵约为3.2kg/h，排出的洗水约为63kg/h。此时，经过除氯洗涤塔321后排出的第一流化气G1的温度约为50℃。
步骤S10322：将经过除氯洗涤塔321洗涤后的第一流化气G1输入至除氨冷凝器322中进行洗涤，产生含游离氨的冷凝液D1，含游离氨的冷凝液D1的排出速度为3.2m3/h，氨的浓度为滴度(约纯氨137kg/h)，含游离氨的冷凝液D1可以经蒸氨塔回收氨后，进一步作为补水进入联碱工艺系统，经过除氨洗涤塔323后的第一流化气G1的温度约为25℃。
步骤S10323：将经过除氯洗涤塔321洗涤后的第一流化气G1输入至除氨洗涤塔323中进行洗涤，产生含游离氨的洗水D2，产生的游离氨的洗水可以去重碱过滤机做洗水或者其他使用。
经过步骤S1031-S1034对第一流化气G1进行分级处理后，即第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2的温度约为25℃，第二流化气G2包括气体CO2；
步骤S104：将第二流化气G2(即CO2流气)与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
相对于实施例4，本发明实施例设置了出料装置6，即比实施例多了一个步骤S10311，即出料装置6将干燥器2产生的干氯化铵B以及干式除尘设备31产生的固体氯化铵C进行处理，产生干氯化铵B，并将部分干氯化铵B传输至进料混合装置5中，在进料混合装置5中，湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B被充分混合，产生湿氯化铵。起到将干氯化铵B充分利用的作用。
在实际应用时，CO2作为干燥氯化铵的流气时，为了满足干燥和闭式循环的需要，而氯化铵流化床干燥需要大量的流化气和足够大的压力，因此，现有技术中常采用鼓风机等加压装置7来增大CO2流气的压力，但是鼓风机一旦发生故障，那么整个工艺过程即停止，降低了工作效率。因此，在本发明一实施例中，在没经过加热装置1加热之前，CO2浓气F的压强为0.05～0.15MPa，具有该压强的CO2浓气F在经过加热装置1后产生的CO2流化气的压强足以满足干燥和闭式循环的需要，以及氯化铵流化床干燥需要大量的流化气和足够大的压力，因此，无需额外再设置鼓风机等加压装置7，避免了采用鼓风机等加压装置7时因鼓风机发生故障而停止工作的情况，提高了工作效率。
具体的，CO2浓气F为合成氨厂排出的CO2浓气F。由于合成氨厂排出来的CO2浓气F的压强在0.1MPa，具有较高的压强，具有该压强的CO2浓气F在经过加热装置1后产生的CO2流化气的压强足以满足干燥和闭式循环的需要，以及氯化铵流化床干燥需要大量的流化气和足够大的压力，因此，无需额外再设置鼓风机等加压装置7，且干燥氯化铵需要大量的流化气，因此有效利用了合成氨厂排出来的CO2浓气F，降低了合成氨厂对环境的污。
可选的，干燥器2包括：内置换热器的流化床或者管式气流干燥器2。
可选的，压缩碳化装置包括：设置在除尘洗涤装置3下游的压缩机，压缩机将第二流化气G2进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在压缩机下游的碳化塔，碳化塔将压缩二氧化碳与氨盐水H进行反应，产生重碱。
实施例6：
图11所示为本发明实施例提供的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置，包括：进料混合装置5、设置在进料混合装置5下游的干燥器2、设置在干燥器2上游的加热装置1、设置在干燥器2下游的出料装置6以及干式除尘设备31、其中出料装置6也设置在干式除尘设备31的下游，设置在干式除尘设备31下游的除氯洗涤塔321、设置在除氯洗涤塔321下游的除氨冷凝器322、设置在除氨冷凝器322下游的压缩碳化装置；其中，干燥器2包括内置换热器的流化床。压缩碳化装置包括：设置在除尘洗涤装置3下游的压缩机，压缩机将第二流化气G2进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在压缩机下游的碳化塔，碳化塔将压缩二氧化碳与氨盐水H进行反应，产生重碱。
图12所示为采用图9所示的利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置来进行利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺的流程示意图，结合图11以及图12所示，该利用CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
步骤S100：将含水6％wt的湿氯化铵滤饼A和出料装置6返回的干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，产生湿氯化铵，其中干氯化铵B以13000Kg/h的速度被输送至进料混合装置5中。即在湿氯化铵输入干燥器2进行干燥之前，将湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B在进料混合装置5中进行混合，当充分混合后产生的湿氯化铵在干燥器2中被干燥时，降低干燥器2中的流化床结疤的概率。
步骤S101：将合成氨厂来的CO2浓气F以35000Nm3/h的速度输入至加热装置1进行加热至190℃，产生CO2流化气，其中，CO2浓气F的压强为0.1MPaG；
步骤S102：将CO2流化气从干燥器2的底部通入干燥器2，将步骤S100中得到的湿氯化铵输入至干燥器2，干燥器2将湿氯化铵加热至工艺温度，产生干氯化铵B、水蒸气、氨气和二氧化碳，其中，水蒸气、氨气以及二氧化碳随CO2流化气从干燥器2的顶部排出，水蒸气、氨气、二氧化碳以及CO2流化气组成第一流化气G1；其中干氯化铵B被传输至出料装置6中，第一流化气G1此时的温度约为80℃；
步骤S1031：将第一流化气G1输入至干式除尘设备31进行除尘处理，产生固体氯化铵C；将固体氯化铵C传输至出料装置6中；即在步骤S1031中，第一流化气G1中的固体氯化铵C大部分被去除；
步骤S10311：出料装置6将干燥器2产生的干氯化铵B以及干式除尘设备31产生的固体氯化铵C进行处理，产生干氯化铵B，并将部分干氯化铵B传输至进料混合装置5中，在进料混合装置5中，湿氯化铵滤饼A和干氯化铵B被充分混合，产生湿氯化铵。起到将干氯化铵B充分利用的作用。
步骤S10321：将经过干式除尘设备31进行除尘处理后的第一流化气G1输入至除氯洗涤塔321中进行洗涤，产生氯化铵洗水，除氯洗涤塔321通过循环泵、循环冷却器做循环喷淋，对第一流化气G1中的氯化铵进行洗涤，产生氯化铵洗水，洗水含氯化铵约为3.2kg/h，排出的洗水约为63kg/h。此时，经过除氯洗涤塔321后排出的第一流化气G1的温度约为50℃。
步骤S10322：将经过除氯洗涤塔321洗涤后的第一流化气G1输入至除氨冷凝器322中进行洗涤，产生含游离氨的冷凝液D1，含游离氨的冷凝液D1的排出速度为3.2m3/h，氨的浓度为滴度(约纯氨137kg/h)，含游离氨的冷凝液D1可以经蒸氨塔回收氨后，进一步作为补水进入联碱工艺系统，经过除氨洗涤塔323后的第一流化气G1的温度约为25℃。
经过步骤S1031-S1033对第一流化气G1进行分级处理后，即第一流化气G1经过除尘洗涤装置后输出的流化气为第二流化气G2，第二流化气G2的温度约为25℃，第二流化气G2包括气体CO2；
步骤S104：将第二流化气G2(即CO2流气)与氨盐水H在压缩碳化装置中进行混合，产生重碱。
第二流化气G2被输入至压缩碳化装置后的压缩机中，压缩机将CO2流化气(即第二流化气G2)压缩至0.4MPaG后送入碳化塔与氨盐水H反应生成重碱(碳酸氢钠结晶)。多余的CO2气可以在压缩机之前高点放空。
对比例1：
不采用合成氨厂来的CO2浓气F作为流化气，而采用CO2浓气F直接去压缩碳化装置，同时氯化铵干燥为闭式循化。
图13所示为现有技术中氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图，结合图13，该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置包括：
进料混合装置5、设置在进料混合装置5下游的干燥器2、设置在干燥器2上游的加热装置1、设置在加热装置1上游的加压装置7(例如鼓风机)、设置在干燥器2下游的出料装置6以及干式除尘设备31、其中出料装置6也设置在干式除尘设备31的下游，设置在干式除尘设备31下游的除氯洗涤塔321、设置在除氯洗涤塔321下游的除氨冷凝器322、设置在除氨冷凝器322下游的除氨洗涤塔323，其中除氨洗涤塔323的出口端与加压装置7的输入端连接；其中，干燥器2包括内置换热器的流化床。压缩碳化装置，压缩碳化装置包括：设置在除尘洗涤装置3下游的压缩机，压缩机将第二流化气G2进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在压缩机下游的碳化塔，碳化塔将压缩二氧化碳与氨盐水H进行反应，产生重碱。
采用该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置来进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
上游来的含水6％wt的湿氯化铵滤饼A52000kg/h通过进料混合装置5，并与返回的干氯化铵B 13000kg/h混合后进入干燥器2，加热装置1来的热循环气190℃从底部加入干燥器2，同时干燥器2内置换热器通入加热蒸汽，干燥器2顶部排出的循环气约为80℃，经干式除尘设备31除去大部分固体氯化铵C后，进入除氯洗涤塔32132，除氯洗涤塔321通过循环泵、循环冷却器做循环喷淋。除氯洗涤塔321塔顶排气温度约为50℃，除氯洗涤塔321塔釜排出的洗水含氯化铵约为3.2kg/h，排出的洗水约为63kg/h。进入除氨冷凝器322的循环气进行冷却冷凝，除氨冷凝器322排出的循环气温度25℃，除氨冷凝器322底部的含游离氨的冷凝液D13.2m3/h，氨浓度为50滴度(纯氨约137kg/h)，此部分冷凝液经蒸氨塔回收氨后，可以作为补水进入联碱工艺系统。在本实施例中不设置除氨洗涤塔323。除氨冷凝器322排出的循环气35000Nm3/h经鼓风机7加压到0.03MPaG后经加热装置14加热至190℃后重新送入干燥器22中。
自合成氨厂CO2浓气F(～0.1MPaG)直接送至压缩碳化装置压缩至0.4MPaG后送入碳化塔与氨盐水H反应生成重碱。
对比例2：
对比例二不采用合成氨厂来的CO2浓气F作为流化气，而采用CO2浓气F直接去压缩碳化装置，氯化铵干燥为闭式循化，但循环气的除氨除氯不进行分级洗涤。
图14所示为现有技术中氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图，该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置包括：
进料混合装置5、设置在进料混合装置5下游的干燥器2、设置在干燥器2上游的加热装置1、设置在加热装置1上游的加压装置7(例如鼓风机)、设置在干燥器2下游的出料装置6以及干式除尘设备31、其中出料装置6也设置在干式除尘设备31的下游，设置在干式除尘设备31下游的除氨洗涤塔323，其中，除氨洗涤塔323的出口端与加压装置7的输入端连接；其中，干燥器2包括内置换热器的流化床。压缩碳化装置，压缩碳化装置包括：设置在除尘洗涤装置3下游的压缩机，压缩机将第二流化气G2进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在压缩机下游的碳化塔，碳化塔将压缩二氧化碳与氨盐水H进行反应，产生重碱。
采用该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置来进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
上游来的含水6％wt的湿氯化铵滤饼A52000kg/h通过进料混合装置5，并与返回的干氯化铵B13000kg/h混合后进入干燥器2，加热装置1来的热循环气190℃从底部加入干燥器22，同时干燥器2内置换热器通入加热蒸汽，干燥器2顶部排出的循环气约为80℃，经干式除尘设备31除去大部分固体氯化铵C后，进入除氨洗涤塔323除去残留的氯化铵和氨气，除氨洗涤塔323顶部加入3m3/h的新鲜洗水，除氨洗涤塔323底部洗水含氯化铵约为3.2kg/h，氨浓度为24滴度(纯氨约137kg/h)，排出的洗水约为6.2m3/h，此部分洗水由于含有氯化铵，无法有效作为补水进入联碱工艺系统。除氨洗涤塔323排出的循环气35000Nm3/h经鼓风机7加压到0.03MPaG后经加热装置14加热至190℃后重新送入干燥器22中。
自合成氨厂的CO2浓气F(～0.1MPaG)直接送至压缩碳化装置压缩至0.4MPaG后送入碳化塔与氨盐水H反应生成重碱。
对比例3：
本对比例三不采用合成氨厂来的CO2浓气F作为流化气，而采用CO2浓气F直接去压缩碳化装置，氯化铵干燥为传统的空气开式干燥。
图15所示为现有技术中氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置的结构示意图，该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置包括：
进料混合装置5、设置在进料混合装置5下游的干燥器2、设置在干燥器2上游的加热装置1、设置在加热装置1上游的第一加压装置71(例如鼓风机)、设置在干燥器2下游的出料装置6以及干式除尘设备31、其中出料装置6也设置在干式除尘设备31的下游，设置在干式除尘设备31下游的除氨洗涤塔323，设置在除氨洗涤塔323下游的第二加压装置72，其中除氨洗涤塔323的出口端与第二加压装置72的输入端连接；其中，干燥器2包括内置换热器的流化床。压缩碳化装置，压缩碳化装置包括：设置在除尘洗涤装置3下游的压缩机，压缩机将第二流化气G2进行压缩，产生压缩二氧化碳；以及设置在压缩机下游的碳化塔，碳化塔将压缩二氧化碳与氨盐水H进行反应，产生重碱。
采用该氯化铵干燥和碳化制重碱的联合装置来进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺包括如下步骤：
上游来的含水6％wt的湿氯化铵滤饼A52000kg/h通过进料混合装置5，并与返回的干氯化铵B13000kg/h混合后进入干燥器2，新鲜空气经鼓风机7加压至0.025MPaG后送入加热装置1加热到190℃后从底部加入干燥器2，同时干燥器2内置换热器通入加热蒸汽，干燥器2顶部排出的循环气约为80℃，经干式除尘设备31除去大部分固体氯化铵C后，进入除氨洗涤塔323除去残留的氯化铵和氨气，除氨洗涤塔323顶部加入100m3/h的新鲜洗水，除氨洗涤塔323底部洗水含氯化铵约为3.2kg/h，氨浓度约为1.4滴度(纯氨约137kg/h)，排出的洗水约为103.2m3/h，此部分洗水由于含有氯化铵且量十分巨大，无法有效作为补水进入联碱工艺系统。除氨洗涤塔32334排出的尾气35000Nm3/h经鼓风机7加压到0.001MPaG后排入大气。
自合成氨厂的CO2浓气F(～0.1MPaG)直接送至压缩碳化装置压缩至0.4MPaG后送入碳化塔与氨盐水H反应生成重碱。
将本发明的实施例6以及对比例1、对比例2、对比例3进行了工艺参数和经济对比，如下表所示：
其中，上表中：
1.新鲜水的消耗包括从湿氯化铵滤饼A回收的水和洗涤加入的新鲜水量；
2.电费按照0.5元/度，新鲜水费用按照0.6元/吨，氨费用按照3000元/吨计。
3.每年运行费用表示加压装置7、例如鼓风机，和压缩机的总电费、新鲜水的费用和节省氨的费用的总和。
4.表中的负号表示节省的意思。
从上表可以看出，采用实施例5，每年的运行费用与对比例1相同，但对比例1中存在了鼓风加压装置7，而实施例6中没有加压装置7，完全依靠CO2浓气F的压力，稳定性高，避免了因鼓风机故障而造成停车。
采用对比例2，没有进行分级除氯除氨，虽然电费与实施例6相同，但每年新鲜水的费用和氨损失的费用多大333.312万元。
采用对比例3，采用大量的新鲜水进行洗涤，排向大气的尾气含氨量仍达到了1185mg/Nm3，远超环保排放标准。除了每年运行电费817.536万外，还需要考虑处理这103.2m3/h的含氯含氨废水的额外费用。
以上对一种直接利用合成氨厂来的CO2浓气进行氯化铵干燥和碳化制重碱的联合工艺发明进行了具体实施例的描述。本领域技术人员可以借鉴本发明的内容进行修改工艺设备类型、设备组合、处理方法、修改参数等环节来实现相应的其他目的，其相关改变都没有脱离本发明的内容，凡在本发明创造的精神和原则之内，所做的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明创造的保护范围之内。
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