Q - 900 水溶液全循环尿素新工艺介绍及装置技改与操作提示

2016-04-11

1 预蒸馏工艺

1. 1 预蒸馏工艺的形成

预蒸馏工艺是1965 年在南京化肥厂尿素中试装置上开发的,1973 年在南京召开的中型尿素装置第二版设计会审时,由于南京化肥厂的推荐,就采用了预蒸馏工艺流程。

与预分离工艺不同的是,预蒸馏工艺利用原一段分解的160 ℃一分气的热焓在预蒸馏段加热减压至1. 7 MPa、温度为115 ( NH3 /CO24. 0) 的合成塔出液,使预蒸馏液至一分加( 一段分解加热器) 的温度提升至135 ℃,预蒸馏气出塔温度为125 ℃,因预蒸馏塔顶部精馏段的精馏作用,减少了预蒸馏气中的水分。采用预蒸馏工艺后,明显地减少了一分加的汽耗,且预蒸馏气带入一吸塔的水量( 带入/带出或加减水量均以吨尿为基准,下同) 减少90 kg,有利于系统的水平衡,一吸塔操作时可多加吸收用水,为一吸塔平稳运行创造了良好的条件。

1. 2 预蒸馏工艺相较于预分离工艺的优势预蒸馏工艺相较于预分离工艺,改善了系统水平衡状况, 入尿素合成塔H2O/CO2降到0. 65CO2转化率提至67%。采用预分离工艺,H2O/CO20. 70 时,1980 年鲁南化肥厂尿素合成塔CO2转化率为65%,实测汽耗( 汽耗及其增减量均以吨尿为基准,下同) 1 500 kg;1981 年四川化工厂预蒸馏工艺装置H2O/CO20. 65CO2转化率为67%,实测汽耗为1 330kg,与前者相比,汽耗下降170 kg

预蒸馏工艺改善了系统水平衡条件,有利于一吸塔的稳定操作。小尿素装置采用预蒸馏工艺时,系统水平衡框图如图1 ( 水量均以吨尿为基准,kg)

( 1) Q 900 工艺中,进一吸塔顶的氨水量为160 kg,二冷加水由原100 kg 减至50 kg,使一吸塔顶部精馏板上( 塔顶3# ) 氨水浓度由98%降至95%。原预分离工艺一吸塔出气温度为45 ℃,这是98%氨水的沸点; 预蒸馏工艺一吸塔出气温度为50 ℃,这是95% 氨水的沸点。采用预蒸馏工艺时,若一吸塔出气温度仍维持在45 ℃操作,需增加一吸塔顶部的回流氨量,造成一甲液中氨含量增加,塔底温度下降,影响一甲泵的打液量; 若一吸塔出液温度降到70 ℃,会使一吸塔出液管结晶堵塞。

( 2) Q 900 工艺中,吨尿入一吸塔的二甲液量为380 kg,一冷加水由原50 kg 增至100kg。采用预分离工艺时二甲液中的CO2含量为20%,采用预蒸馏工艺时二甲液中的CO2含量为18. 5%; 而在Q 900 工艺中,由于调整了一、二冷的加水量,二甲液中的CO2含量为14% 15%。由于二甲液中的CO2含量降低,系统操作压力也可相应降低,二分塔压力可降至0. 25 MPa,二分( 尿液) 温度降至135 ℃,从而可节省二分加( 二段分解加热器) 的汽耗。

( 3) 由于降低了二甲液的浓度,预蒸馏工艺中,二甲液恢复了先进入一蒸加热利用段然后再进入一吸塔鼓泡吸收段的流程。原化四院原工艺设计中,一蒸加热利用段只使用一分气的热量及一分气中水蒸气的冷凝热,没有考虑加入二甲液后CO2与一分气中的氨反应生成甲铵释放的热量。因此,只要二甲液先经一蒸加热利用段,必然会提高一段系统的热能回收率,以及增加一吸塔的吸收能力和一段蒸发系统的能力。

采用上述流程后,原小尿素第一版设计40kt /a 装置可增产至60 kt /a; 第二版设计60 kt /a装置可增产至80 kt /a,如再增加1 台等换热面积( 71 m2 ) 的一吸外冷却器,可增产至100kt /a

( 4) 预蒸馏工艺中,二甲液先进入一蒸加热利用段是汽耗降低的主要因素之一。山西丰喜( 肥业) 集团临猗分公司的一尿装置,原日产180 t,将二甲液浓度( 二甲液中的CO2含量) 18. 5% 降至16% 后,日产可达240 t,这是因为降低了入尿素合成塔的一甲液量,使进尿素合成塔的水量由原380 kg 降至330kg,入塔H2O/CO2降至0. 65,其1 200 mm 尿素合成塔在设计生产强度下CO2转化率达到了67%

该装置在提高生产强度时,CO2转化率下降至63%以下,当日产提升至240 t 时,CO2转化1983 年齐鲁一化时任尿素车间主任的李裕如把取掉的预分离器( 800 mm × 2 600 mmV = 1. 3m3 ) 又放在预蒸馏塔前,安装位差( 预分离器出液管口与预蒸馏塔进料管口之间的位差,下同) 18 m,就形成了预分离—预蒸馏工艺。当时中型厂有兰州化肥厂和浙江巨化照此进行了改进,目的是改善系统水平衡条件,因预分气温度为115 ℃,预蒸馏气温度为125 ℃,其水蒸气分压不同,则可藉此减少进入一吸塔的水量,但由于当时的工艺流程中预分离器的容积小,而且没有一吸外冷却器,因此在降低汽耗上没有显著的效果。

在小尿素装置上,1988 年山东明水化肥厂在第一套原40 kt /a 装置已产80 kt /a、第二套原60 kt /a 装置已产100 kt /a 的基础上配置了预分离器( 1 000 mm × 3 000 mm) ,安装位差为12m ( 当时山东省化工规划设计院设计的130 kt /a预分离—预蒸馏工艺装置中,其安装位差为12m) ,预分气相管管径为133 mm,而预蒸馏气相管管径为159 mm,操作中,设置在预分气相管上的压力调节阀不能全开,仅能开4 圈,因此不能取得在1. 70 MPa 设计压力下的预分离效率,仅一分加的管侧蒸汽压力有所下降,而一分加汽耗的降低和一蒸加热利用段热能回收效率的提升不明显。

2. 2 预分离—预蒸馏工艺的优势

1990 年笔者在福建永安智胜合成氨厂尿素装置上第一次实现了有效利用预分离器,改造前其120 kt /a 预蒸馏工艺装置汽耗为1 380 kg,增设预分离器后汽耗降为1 280 kg

( 1) 增设预分离器的指导思想是使预分离器的运行压力接近设计压力1. 7 MPa,以取得设计压力下的预分离效率。

当时永安智胜已有2 台一吸外冷却器,装置产能为120 kt /a,据系统各段的运行压力推测,预分离器与一吸塔之间的运行压差为0. 1MPa,即10 mH2O,因此预分离器的安装位差取15 m,即两设备之间压差的1. 5 ( 当时山东省化工规划设计院设计中安装位差取过7 m10m12 m,都不能使预分气相管上的压力控制阀全开)

预分气相管采用159 mm,与预蒸馏气相管159 mm 相同,取15 m 的安装位差后,预分气相管上不用设置压力调节阀,预分气相管直接去一吸外冷却器[有2 台一吸外冷却器( 串联) 时,则接入靠近一吸塔的那台外冷却器],预分气进入处气相管管径用219 mm,并以切线方向进入。

预分离器容积为3. 5 m3,规格1 200 mm× 3 500 mm,采用标准式的旋风分离器。

为发挥一吸外冷却器吸收CO2的功能,即把反应热移出来,当有2 台外冷却器时,脱盐水( 调温水) 循环泵不能串联运行,而是1 台泵对应1 台外冷却器,即2 台泵并联运行,同时可增加各冷却器的脱盐水循环量,以使一吸外冷却器的出液温度达到设计工艺指标要求的110 ℃。

因预分离器的运行压力大于预蒸馏塔的压力,其安装位差为15 m 时,预分离液流入预蒸塔前需有7 m 高的U 形液封,如此一来,预分离器内液位不会上升,预分气相也不会带液。

( 2) 预分离器运行效率达到设计值时,则为Q 900 工艺的实现创造了前提条件。

预分离效率达到设计值时,则预蒸馏气相NH3 /CO2由预蒸馏工艺时的8. 3 降到3. 94CO2分压则由10. 4%上升到18. 6%。按水平衡原则,笔者对二段循环第一、第二冷凝器的加水量作了调整,一冷加水由原50 kg增至100 kg,二冷加水由原100 kg 减至50 kg,如此一来,一冷出液( 二甲液) 中的CO2含量由原18. 6%降至15%

用稀二甲液在一蒸加热利用段去吸收预蒸馏气中质量分数为18. 6% CO2,则可吸收更多的CO2,同时由于预蒸馏气中NH3 /CO2降到了3. 94,使得一蒸加热利用段中生成的甲铵熔点上升,与一蒸尿液间的温差上升,从而有利于系统的传热,使热能回收率上升。

永安智胜尿素装置上原一蒸加热利用段换热面积为50 m2,增至110 m2 后,汽耗又下降了100 kg,即由1 280 kg 降到了1 180 kg。在原装置中增加一蒸加热利用段换热面积时,由于系统的运行压力没有增加,因而不影响预分离效率及系统其他效能的发挥。

笔者在小尿素装置上不断总结与积累各项增产节汽技改经验数据,将其用于永安智胜尿素装置上,使中压段的热能回收效率大幅度上升,达到了85% ( 含一吸外冷却器的热脱盐水热能回收利用) ,这是中压段多回收热能的关键技术。

笔者分析,中压段一蒸加热利用段中回收热能的效率会大于汽提工艺中高压段的热能回收效率,因为后者产生蒸汽,然后把蒸汽用到后工序中,两次传热有一定的热损失; 而经笔者改进后的工艺在中压段直接由高温甲铵液和低温尿液进行热交换,相对而言热损失较少。

( 3) 二段循环系统工艺的改变及其带来的效益。

笔者在山西丰喜( 肥业) 集团临猗分公司一尿装置的增产实践中,降低二甲液的浓度( CO2含量) 后,原180 t /d 装置可增产至240t /d。将其应用到永安智胜尿素装置工艺中,据系统水平衡原则,调整二段循环一冷加水量为100 kg 后,二甲液中的CO2含量降到14% 15%,由此一冷的压力高于二冷0. 05 MPa,所以一冷中可吸收更多的二分气和解吸气中的NH3CO2; 二冷虽减少用水量50 kg,但由于二冷的氨水浓度由原30% 33% 降至15%,可使二段尾气中的氨分压下降,也就降低了二段尾气的氨损失。

 降低二甲液浓度是为了在一蒸加热利用段多回收甲铵生成的反应热及冷凝热。

二冷氨水浓度由30% 33% 降至15%,可降低二段尾气中的氨损失; 氨水浓度降低后,进入一吸塔顶部回流氨塔板上,较低的氨水浓度可降低塔顶塔板发生结晶的危险并解决一吸塔出气微量超标的问题。

二甲液浓度降低,其气液平衡压力下降0. 05 MPa,则一冷操作压力可下降0. 05 MPa,因此二段操作压力( 其压力调节阀位于二冷后尾气管上) 可控制在0. 15 MPa,则一冷操作压力为0. 20 MPa,二分塔压力可控制在0. 25 MPa( 二分塔操作压力不能低于0. 25 MPa,此压力为把二分后尿液送到闪蒸蒸发段的最低压力) ; 当二分塔操作压力在0. 25 MPa 时,二分温度可由140 ℃降到135 ℃,在此工况下,二分加汽耗可下降40 kg,同时尿液中缩二脲含量在二分系统中几乎不增加,这是成品中缩二脲含量小于0. 9% ( 优级品) 的保证。

3 尿素合成塔的工况

提高尿素合成塔的CO2转化率,是装置增产节能的关键因素之一。

( 1) 尿素合成塔高效内件的开发对提高CO2转化率起了关键性的作用。

Q 1100 工艺中,尿素合成塔使用第一代气室型塔板,生产强度达15 16 t /( m3·d) 时,CO2转化率为67%

小尿素装置增产前期,在1 200 mm 尿素合成塔上,气室型塔盘安装间距为1 m,塔底旋流板安装间距为400 mm 时,当生产强度达到20t /( m3·d) 时,CO2转化率能达到65%; 生产强度为15 16 t /( m3·d) 时,CO2转化率可达67%。稍后开发的球帽型气室型塔盘,其CO2转化率较原驼峰式塔板高1%; 武汉绿寰公司开发的气室型旋转式翅板,CO2转化率可达69%

采用气室型塔盘,尿素合成塔生产强度须在15t /( m3·d) 以上才能有好的效果。

小尿素装置增产后期,原化四院开发出第二代径流式塔板,第一种是塔板上有筛孔的,塔底未装旋流板时,塔底温度只有167 ℃,塔顶则会超温至191 192 ℃,当生产强度为15 t /( m3·d)时,CO2转化率只有67%。当笔者提出塔底需安装旋流板时,刚巧某厂在1 400 mm 老塔上换径流式塔盘,其塔底保留了5 块旋流板,应用结果显示,塔底温度可上升至175 ℃,而塔顶也不超温,CO2转化率可达70%。第二种是原化四院程忠振总工开发的、由大连金州石化设备修理厂制造的平板型径流式塔板,其使用中无生产强度方面的要求,应用在某厂1 400 mm 老塔上,塔底保留有5 块旋流板,H2O/CO20. 73的工况下( 因回收三聚氰胺装置尾气) CO2转化率可达71. 3%,若H2O/CO2提升至0. 65CO2转化率可达72%以上。因此Q 900 工艺中尿素合成塔内使用第二代径流式塔板,汽耗可望降到800 kg

( 2) 合成塔操作时必须维持塔顶有20. 0MPa 的压力,因系统测压点位于塔底部液氨进口管上,若以此点为据控制系统压力在20. 0 MPa,则塔顶实际压力只有19. 2 19. 3 MPa; 若控制塔顶压力在20. 0 MPa,则塔底三物料管线( CO2压缩机五段出口管、高压氨泵出口管、高压甲铵泵出口管) 上压力表示数要有21. 0 MPa 才行。笔者实测过,若控制合成塔塔顶实际压力在20. 0 MPaCO2转化率可提高1%

4 一吸塔和一吸外冷却器的工况

4. 1 一吸外冷却器的工况

( 1) 小尿素装置设计中有一吸外冷却器,其作用实际上是一吸塔的外移吸收段,此外起类似作用的还有一蒸加热利用段,所以计算一段吸收系统的吸收体积时,应该把这2 个外移的吸收段的体积都计算进去。笔者的经验数据为,吨尿需0. 4 m3 的吸收体积。按Q 900 工艺设计装置或进行增产技改时,只需增加一蒸加热利用段和一吸外冷却器的换热面积,不需扩大一吸塔鼓泡段的体积,增加这2 个外移吸收段的换热面积,增产的同时又可提高系统热能回收率。

( 2) 一吸外冷却器的设置对稳定一吸塔的操作是很重要的。一吸外冷却器有吸收CO2的功能,可减少一吸塔吸收CO2的量,则一吸塔顶部塔板上不易发生碳铵盐结晶,可扩大不发生结晶的区域。在Q 900 工艺中,二冷氨水浓度为15% ( 即其CO2含量较少) ,送入一吸塔顶3# 板上,与塔顶回流氨形成95% 的氨水,较预蒸馏工艺装置中一吸塔运行更稳定、安全。

( 3) 为使一吸外冷却器吸收更多的CO2,调温水( 脱盐水) 循环量需有20 25 m3 ( 吨尿,下同) ,以移出甲铵生成的反应热。工艺上要求出一吸外冷却器的甲铵液温度达到110 ℃,这其实是一甲液中CO2含量达到45% 时一甲液的熔点,但不少人误认为这是一个单纯的冷却温度,往往会出现因脱盐水循环量不够使此出液温度不到100 ; 有的厂此出液温度甚至只有95℃,由于认为循环脱盐水量够了,导致此时一吸塔的回流氨用量极大。

为使调温水温度保持在70 95 ℃之间,需送入低温脱盐水2. 5 m3 ( 吨尿,下同) ,脱盐水循环系统中补水处脱盐水管道内压力应不低于0. 4 MPa。因原化四院设计制备脱盐水工序送尿素厂房的输出泵扬程( 出口压力) 只有0. 4MPa,辉县尿素装置开车时,不得不加一管道泵; 在后来开车的厂中,脱盐水泵扬程提高到0. 6 MPa

在送入2. 5 m3 冷脱盐水的同时,热脱盐水经过与解吸冷凝液换热后自流至水汽车间锅炉使用,流量也是2. 5 m3。辉县尿素装置开车时因其送水汽车间锅炉的管径只有76 mm,导致热脱盐水送不出去,改为89 mm 管后才能自流至水汽车间锅炉; 不少厂在开车时,热脱盐水只能流入蒸汽冷凝液槽,再用蒸汽冷凝泵送至水汽车间。

( 4) 采用2 台一吸外冷却器时,流程合理设置是关键。

预分气只经过一吸塔前的1 台一吸外冷却器( 靠近一吸塔的那台) ,因预分气中有92%的氨,而预蒸馏气中CO2量是较少的,由质量作用定律知,高浓度的物质与低浓度的物质起化学反应时,低浓度物质的残留量就越少,因此,在此一吸外冷却器中能吸收更多的CO2,而其反应热量也就越大,则送入一吸外冷却器的脱盐水循环量要更大。

采用2 台脱盐水循环泵时,应1 台泵对应1 台一吸外冷却器,并且应选脱盐水循环量大的泵对应送入预分气的一吸外冷却器,以增加其脱盐水的循环量。

以往的其他工艺中,在增加1 台一吸外冷却器时,预分气和预蒸馏气均经过2 台一吸外冷却器( 串联) 2 台脱盐水循环泵也是串联运行,这是极不合理的。就气相流程而言,增加了预分离器的运行压力,降低了预分离效率,加之两气合流,使得设置预分离器的目的尽失,汽耗在1 250 1 300 kg。就循环脱盐水流程而言,2台泵串联运行,增加了行程中的阻力,会使得脱盐水的循环量减少。此外,有的工艺中只增加了一吸外冷却器的换热面积而不增加脱盐水循环量,这样也是无效的。

用好一吸外冷却器的关键是要增加脱盐水的循环量,使一吸外冷却器的出液温度达到110 ℃,这是一甲液CO2含量为45% 时的熔点。

4. 2 一吸塔的工况

4. 2. 1 用水平衡原则指导一吸塔操作用水平衡原则指导一吸塔的操作,以控制加减水量来控制一吸塔的各点温度,这是操作一吸塔的主要原则。

因一吸塔各点温度均是其对应浓度氨水的沸点或对应CO2含量一甲液的熔点,如一吸塔出液温度95 ℃,此时一甲液中的CO2含量为34%,应设定操作温度高于其熔点20 ℃,即使一甲液为不饱和溶液状态,否则无法保持一吸塔的正常、稳定运行。

一吸塔出气温度,预蒸馏工艺时是50 ℃,这是一吸塔3# 板上氨水浓度为95% 时的沸点,一吸塔1#2# 板为精馏板,因3# 板上氨水浓度为95%,需2 块精馏板。预分离工艺时,一吸塔顶只有1 块精馏板,由于2# 板上氨水浓度为98%,对应的沸点是45 ℃,因此一吸塔出气温度设定为45 ℃。

一吸塔鼓泡段吸收CO2不完全或鼓泡器泄漏,则鼓泡段气相温度和塔板中部、3#板上温度都会上升,此时应增加塔顶回流氨量和氨水量,以维持3#板上50 ℃的工艺操作温度指标。

原操作法用热平衡原则指导一吸塔的操作,以调节回流氨量来控制一吸塔各点的温度,易发生误断和误操作。如一吸塔底部温度,NH3 /CO2低了会上升,H2O/CO2高了也会上升,若因H2O/CO2高而引起底部温度上升,调节回流氨量进行控制时,不仅不易及时解决温升问题,还会引起一甲液NH3 /CO2上升,影响一甲泵打液量,从而引发一吸塔液位上涨等不稳定因素。

一吸塔的热平衡可事先按一定生产负荷维持定量的回流氨量,在原始开车时就应稳定一定的回流氨量,以维持系统的热平衡,这样的话一吸塔的操作就控制加水量一个因素就可以了。当加水量确定了,一甲液或氨水的浓度就定了,各点温度也就稳定了。一吸塔初开车时,为安全、平稳操作,可增加H2O/CO2,控制一吸塔出液温度在80 ℃或85 ℃,待合成塔出液稳定后,再逐渐将一吸塔出液温度调至95 ℃操作。

4. 2. 2 改进一吸塔鼓泡器开孔孔径及开孔率

为保持一吸塔出液温度在95 ℃、一吸外冷却器出液温度在110 ℃,必须改进一吸塔鼓泡器的开孔孔径及保持足够的开孔率。

笔者去协助各中、小型尿素厂开车时,厂家须重新制作鼓泡器,这种新鼓泡器是湘江氮肥厂1970 年开车时自行摸索制造的。鼓泡器开孔孔径为5 mm,开孔夹角( 向下) 60°,开孔率为150% ( 即开孔截面积之和应为进入一吸塔气相管截面积之和的1. 5 ) 。中、小型尿素厂鼓泡器都是由原化四院设计的,其开孔孔径为10mm,开孔率仅为94%。使用原化四院设计的鼓泡器时,一吸外冷却器出液温度不能提升到110℃,因为气泡量大,CO2在一吸塔吸收段不能完全被吸收下来,鼓泡段气相层、塔板中部和塔顶温度均上升; 一吸塔出液温度不能提至95 ℃,只能提至90 92 ℃,此时只有提高一甲液H2O/CO2后才能保持系统的稳定运行,但提高了入尿素合成塔的H2O/CO2,影响CO2转化率等不良反应就出现了。

5 增加一蒸加热利用段换热面积

5. 1 一蒸加热利用段扩能

笔者为各厂做的增产技改方案中,增加一蒸加热利用段换热面积( 以提高热能回收率) 是主要的举措之一。增产技改不能影响( 增大)工艺系统的运行压力,其目的是不影响原工艺设计中所具备的效能。

第一次实践是在福建永安智胜公司的120kt /a 装置上( 原小尿素二版设计60 kt /a 装置) ,原一蒸加热利用段换热面积为50 m2,更新至110 m2 后,因多回收了反应热,汽耗下降100kg。此项技术是Q 1100 工艺的主要内容之一。

5. 2 修改绿寰工艺时得到的启发

( 1) 绿寰工艺中,一分塔采用自汽提式结构,一分加采用降膜式列管,换热面积比较大。在修改河北冀州银海公司的200 kt /a 绿寰工艺装置中,只使用了1 台一吸外冷却器,预分离器的运行压力只有1. 7 MPa,这与原设计压力相同,因此获得工艺设计中应有的工艺效率,汽耗达到900 kg ( 对外公布值为1 000 kg) ; 在湖北当阳二尿的800 t /d 绿寰工艺装置中,因刚投产时增加了1 台等换热面积的一吸外冷却器,预分离器运行压力为1. 74 MPa,汽耗为950 kg。这两个厂的实践表明,笔者原先对使用预分离器时其运行压力应接近设计压力1. 70 MPa 的思考是正确的,越接近设计压力1. 70 MPa,一蒸加热利用段的热能回收率越高,降低汽耗的效果越显著。

( 2) 宁波远东公司按绿寰工艺设计的黑龙江浩良河200 kt /a 装置( 汽耗为1 300 kg) ,笔者在2011 年修改时,将蒸发系统恢复至原化四院设计的工艺流程,将绿寰工艺中的尿液浓缩器和原一蒸加热利用段都作为热能利用段,即预蒸馏气并联进入两个热能利用段。此装置中尿液浓缩器也是降膜式换热器,换热面积为280 m2 ;原一蒸加热利用段换热面积为160 m2,笔者曾提出需扩至280 m2,但该厂在2011 年大修时并未将换热面积为160 m2 的一蒸加热利用段扩至280 m2,尽管如此,修改后的汽耗仍由1 300 kg降至了1 050 kg

这是笔者在浩良河尿素装置的第一次实践,使用两个热能利用段,如果该厂能更换原一蒸加热利用段( 换热面积由160 m2 扩至280 m2 ) ,汽耗还会进一步下降。同时需指出的是,预蒸馏气并联经过两个热能利用段,会降低一段分解系统的压力,也提高了预分离效率。Q 900 工艺中即采用了类似的两个热能利用段。

6 余热利用的新进展

6. 1 Q 1100 工艺

Q 1100 工艺在永安智胜公司应用时,将原一蒸加热利用段F50 m2 用到新设置的尿液闪蒸加热器,热源由高压蒸汽冷凝液的0. 6 MPa 闪蒸蒸汽提供,其热量是平衡的,汽耗下降80 kg

利用高压蒸汽冷凝液的余热是开发Q 1100工艺时最后一个余热利用措施。增加闪蒸加热器后的蒸发工序,即形成了三段蒸发模式。二分后67%的尿液经闪蒸后尿液温度在95 ℃,浓度在71%,使用闪蒸加热器后,闪蒸后尿液温度达到105 ℃,浓度可达74%

6. 2 Q 900 工艺

Q 900 工艺是笔者在浙江巨化尿素装置上开创的,深度水解系统的解吸气不再冷凝( 取消冷凝系统,解决了冷凝系统的腐蚀问题) ,而是将其作为闪蒸加热器的热源,即把闪蒸加热器和解吸冷凝器合为1 台设备,这就把解吸气的余热利用起来了。浙江巨化尿素装置的余热利用流程原为宁波远东工艺,汽耗为1 250 kg,采用Q 900工艺进行改进后,汽耗降到1 100 kg

笔者2011 年去浙江巨化考察时,是为解决宁波远东工艺技改装置的腐蚀问题,技改装置设计产能为700 t /d,而实际生产时只有500 t /d,这是装置腐蚀的主要原因之一。浙江巨化为解决预蒸馏塔的腐蚀,将一分加温度降到150 ( : 这是中型厂将预分离工艺改为预蒸馏工艺时,一分加底部不加二次防腐空气而引起的腐蚀,而当时石家庄化肥厂是中国第一套预蒸馏工艺装置,1966 年开车,在引进装置之前,因一分加列管结垢,一分加温度只能达到150 ℃,预蒸馏塔没有腐蚀。所以,这是一个经验数据)

当时中尿尿素年会时,改为预蒸馏工艺的中型厂已在一分加底部增加了二次防腐空气,加入量为2 m3 /h,于是解决了预蒸馏塔的腐蚀问题。笔者去浙江巨化时,一分加温度为150 ℃,二分后尿液浓度为65%,尿液经闪蒸加热器后,浓度提升至78%,浓度梯度上升13%,表明解吸气的热焓大于高压蒸汽冷凝液闪蒸出的0. 6MPa 的膨胀蒸汽; 巨化将0. 6 MPa 的膨胀蒸汽用于二分加,二分加不再使用高压蒸汽了。

7 结语

2001 年的Q 1100 工艺到2011 年的Q 900 工艺,水溶液全循环法尿素装置的汽耗逐步降到900 kg,达到或优于大型汽提法尿素装置的汽耗水平。为顺利实现技改目标,同类装置在进行节能扩产技改时及日常的工艺操作中,尤其应注意以下关键事项。

( 1) 要充分发挥预分离—预蒸馏工艺的节能潜力,使预分离器运行压力在1. 70 MPa,以获得原设计工况下的预分离效率。

( 2) 所有技改措施不应增加一段、二段系统的运行压力; 预蒸馏气中CO2的反应热应在一蒸加热利用段中回收,这样的物物直接相互传热,系统热能回收率要大于高压汽提工艺中先产生蒸汽、蒸汽再在后续工序中使用的方式。

( 3) Q 1100 工艺中,尿素合成塔已使用第一代气室型塔板,CO2转化率在67%。在Q 900 工艺中,建议采用第二代径流式平板型塔板,该型塔板在某厂H2O/CO20. 73 的工况下,CO2转化率可达71. 3%; H2O/CO2能降为0. 65CO2转化率可达72%以上。

( 4) 要用水平衡的原则指导一吸塔的操作。

要充分发挥一吸外冷却器的作用,加大调温水的循环量,使出液温度达到设计值110 ; 同时,一吸塔气体鼓泡器原10 mm 的开孔必须更新为孔径5 mm、开孔率达150%的气体鼓泡器,以使一吸塔出液温度维持在设计值95 ℃,这是使入尿素合成塔H2O/CO2维持在0. 65 的关键。

( 5) 一段系统使用两个热能利用段,预蒸馏气并联进入两个热能利用段,可降低一段分解系统的压力,提高预分离效率,使一段系统热能回收率大幅度提升。

( 6) 将解吸气的热焓应用到闪蒸加热器,这是另一个余热利用的新举措。率反而上升至65%。表明在轴流式尿素合成塔中,增至一定的生产强度后,CO2转化率能回升。CO2转化率下降是因原塔内塔板设置得少,塔上段无塔板区间长,尿液因密度差产生的返混现象严重,影响了CO2转化率。而CO2转化率上升1%,一分加的汽耗就可下降40 kg

2 预分离—预蒸馏工艺

2. 1 预分离—预蒸馏工艺的形成

在预分离工艺设计中,在设计压力1. 7 MPa下,当NH3 /CO24. 0 时,在预分离器中可分离出53%的过量氨,甲铵分解率为10%,预分气的组成为NH3 92%CO2 3%H2O 5%,气相温度为115 ℃。此预分气直接进入一吸塔,预分离液则进入一分塔分解加热器。

当大部分中型尿素厂将预分离工艺改为预蒸馏工艺时,取掉了预分离器,增设了预蒸馏段。
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