充分认识和开发水溶液全循环尿素装置增产节能的潜力.doc

1、充分认识和开发水溶液全循环尿素装置增产节能的潜力 钱镜清 原湘江氮肥厂总工 摘 要：文章介绍了水溶液全循环工艺尿素装置在中国 40 年的技术开发经历，并详细介绍了技术进步过程中所应用的增产、节能工艺与设备，在此基础上，作者提出了蒸汽单耗可与汽提工艺装置相媲美的高效回收热能的水溶液全循环新工艺。 前 言 笔者毕身从事水溶液全循环法尿素装置的生产工艺和技术发展工作。从 1958 年在南京化肥公司尿素中试装置实习和在国外学习尿素生产工艺至今已有 48 年的时光，其中前 28 年在中型尿素厂工作，从事生产指挥和技术开发工作；从 1986 年开始一直在小尿素装置上从事生产和技术开发的指导工作。由于小尿素

2、厂一直有不断增产的客观需要，给预笔者极好的机会，去研究和挖掘小尿素装置增产节能的潜力。由于众多小尿素厂的配合，笔者结合在中尿装置上的实践经验和不断总结提高各小尿素厂的生产实践，使水溶液全循环工艺在中国 40 年的技术开发和发展，已不再是上世纪 60 年代能耗高的落后工艺了。 我们在实践中对水溶液全循环尿素装置具有的两个优势有了充分的认识。笔者期望我国有 192 套水溶液全循环法尿素工艺装置，原小尿素约有 150 多套，其中单套生产能力由原60kt/a 发展到 180-200kt/a 的所占的比例较大；原中尿装置 110kt/a 已发展到 260-300kt/a；原化四院新设计的 200kt/a

3、 装置可达到 300kt/a，对此工厂同仁们有所共识：（1）只有水溶液全循环工艺装置，通过少量的技改措施，低的技改投资，使生产能力可扩大 1-2 倍；（2）在增产的同时，使用现有的热能回收技术，使生成甲铵的热能回收率提升，汽耗已降至 1105-1110kg。 笔者新开发的技术，不用高压循环圈改造，汽耗可降至 900kg 以下。期待此技术能被众多水溶液全循环工艺装置的工厂分享和使用，技改投资只需 200-300 万元（每个尿素厂都能独立自主的进行技术改造），可获得增产节能的高效益。 在本文中将逐步阐述水溶液全循环尿素装置的两个优势。 1小尿素装置在设计上就已存在的技术优势，期望众多从事尿素生产的

4、同仁们有充分的认识。 1.1 采用预蒸馏工艺 我国 1966 年从荷兰 Stamicarbon 公司引进的技术为预分离流程。在小尿素装置开发前，设计和研究单位一直在争论，一段分解系统采用预分离流程还是预蒸馏流程。他们认为预蒸馏流程，既然不能节省蒸汽，还不如搞预分离好。因此在中尿第二版设计（约 1973 年）采用了南化公司尿素中试装置上开发的预蒸馏流程外，以后的三、四版设计还是用预分离流程。但中型尿素厂在实践中认识到预蒸馏流程的优越性，大多数厂采用预蒸馏塔取代了预分离器。到小尿素装置时，从事小氮肥设计的工程设计者就已肯定了此工艺的优点，与预分离工艺比较： 1.1.1 由于预蒸馏气温度下降至 12

5、5，与原 160的一分气比较，使进入一段回收系统的水蒸汽量减少，有利于系统的水平衡，因此一、二段吸收用水量可增加，提高了一、二段吸收操作的稳定性。 1.1.2 总的工艺水循环量减少，可控制入合成塔的物料 H2O/CO2 分子比在 0.65，尿塔转化率可达 67%。 1.1.3 由于二段吸收用水增加，二甲液中 CO2 组分可降至 16-18%，二甲液气液平衡压力降低，因此可降低二段操作压力，使二分温度降到 135操作，在此二分段缩二尿增值几乎是零，提高了成品的优级品率。 1.1.4 因预蒸馏塔内传热传质的作用，一分加的汽耗量下降。预分离工艺时，因转化率为63%，一分加汽耗为 900kg/tur；

6、预蒸馏工艺时，由于转化率达 67%，一分加汽耗为540 kg/tur。 中型厂鲁南化肥厂预分离工艺 1981 年实测汽耗为 1500kg（尿塔转化率为 65%），四川化肥厂预蒸馏工艺 1983 年实测汽耗值为 1330kg；福建永安小尿素装置在 120kt/a 时，汽耗值为 1380kg。 1.2 一吸塔增设一吸外冷却器 增设一吸外冷却器，是吸收日本改良“C”法的技术，使一吸塔的吸收负荷外移。吨尿素需0.4m3 的吸收体积，因此外冷却器的管间空间成为吸收 CO2 的体积，从而提高了一段吸收系统的生产能力，使一吸塔内的吸收负荷下降，回流氨用量下降。 中型装置没有外冷却器，预分离工艺时，一吸塔顶底

7、回流氨用量吨尿素为 2.0 m3；小型装置中有一吸外冷却器，可不用底回流，吨尿素回流氨用量，视一吸外冷却器中热量带出多少，在 0.6-0.8 m3 之间。整个吸收系统增加生产负荷后，不必增加氨冷凝器面积，因为1 m2 一吸外冷却器的作用相当于氨冷凝器 5 m2 。 用好一吸外冷却器，当装置生产能力提高时，必须增大脱盐水的循环量，单增加一吸外冷却器面积是不够的。并在每个冷却列管中要加麻花状铝条，可增加水的湍流速度，以提高传热系统，使甲铵生成热量移出。脱盐水温度控制在 90-95，使浓甲铵在一吸外冷却器中不产生结晶的危险。调温水至 95是上限，如在 95-100下循环，因汽化而使泵的循环量下降，一

8、吸塔底部温度会上升。 设置或增加一吸外冷却器是使尿素装置吸收系统生产能力提高的有效措施，同时热能回收率也相应提高。冷却循环脱盐水量应能移走相应的热负荷，此脱盐水循环系统中，能供入 2.5 m3/tur 的冷脱盐水量，供水压不少于 0.4MPa，脱盐水循环量应有 20-25m3/tur 来配置相应容量的循环水泵。 一吸外冷却器不仅可减少一吸塔鼓泡段吸收的吸收量，同时可改善一吸塔精洗段的操作条件，使塔上部氨水吸收 CO2 的量减少，避免甲铵饱和而进入溶液分层区，使甲铵结晶析出，因此提高了一吸塔的操作稳定性。 小尿素装置能提高生产能力的部位另一个就是一段蒸发加热器的热能利用段。设计单位只计算热能利用

9、，没有核算其吸收 CO2 的甲铵生成热，未计算该段的吸收能力。因此原60kt/a 小尿素装置不做任何修改，可达 80kt/a，增加一个相等面积的一吸外冷却器，产量就可达 100kt/a。 1.3 二甲液在一段吸收系统的流程改进 在预蒸馏工艺中，二甲液中 CO2 含量可降至 16-18%。先送至一蒸加热器热利用段，然后至一吸外冷却器，再进入一吸塔鼓泡段，这可充分利用一蒸加热利用段和一吸外冷却器的管间空间吸收 NH3 和 CO2，并移走甲铵生成热，是预蒸馏工艺装置中既能增产，又能提高热能回收率的两个部位。 目前有少数厂还未控制降低二甲液组分的操作，控制在 18-20%之间，中型装置改为预蒸馏工艺后

10、，也未把二甲液组分由 20%降下来，这是不合适的操作工艺，未能发挥增产节能的效益。 1.4 一分加热器 一分加热器为升膜式列管加热器，列管底部加节流孔。此技术由原化肥司中氮处主持与Stamicarbon 公司进行技术交流时，由该公司提供过该节能又降低在一分加中缩二脲增值的技术。节流孔技术是使尿液在一分加底封头处能均布地进入各列管中。尿液已呈沸腾状态，由节流孔引入列管后，提高流速，使流体成液膜上升，液侧传热系数值增大，可以节省蒸汽，同时减少物料在列管中的停留时间，避免尿液在原列管式加热器中出现返混等现象，从而降低缩二脲的增值量。 如无节流孔时，尿液从中间的列管上升量大，到列管上端时，因尿液温差关

11、系，大量低温尿液可回流至加热器外围的列管中，形成循环流的返混。 一分加热器与预蒸馏工艺装置的结合，可减少一分加的面积，即一分加在同样的面积下，可增加生产能力，小尿素装置第二版设计中一分加面积增加至 94m2，比中尿预分离工艺装置中的吨尿素面积还大，何况采用预蒸馏工艺及列管底端又装有节流也孔，因此 94m2 可通过 360t/d 产量，如加上预分离器后，可通过 420t/d 产量。使用好一分加的要求，即一分加底部加入的二次防腐空气一定要除去油雾，否则在列管表面产生油垢而积炭，影响传热效果。 但现在小尿素装置中一分加列管结垢难清洗而去掉了节流孔及因结垢产生的传热效果不好，而在增产时加大了一分加的面

12、积，而且不使用节流孔技术，在增产的同时汽耗反而上升了。 尿素装置所有加热器都采用升膜式，有其独特的优点，即产量上升时，由于物料上升流速增加，传热系数上升，在同样的面积下，产量可提升一倍，在蒸发系统又可获得优质品尿素。至于蒸发加热器列管发生腐蚀，目前大多数已采用耐冲刷腐蚀的钛或钛合金材料。 1.5 解吸塔设置回流冷凝器 中型装置解吸塔顶部只以未经热交换的碳铵液（称冷流）进入，并通过调节冷流量控制塔顶温度，以及其他设计因素，适应性较差，操作弹性小。小尿素装置解吸系统设置回流冷凝器，以回流冷凝液作为解吸塔顶部 1-6#精馏段的回流液，所以控制解吸冷凝以后的温度在 112较方便，解吸气中的水蒸汽含量较

13、平稳，对稳定二循一冷的操作十分有利。回流冷凝器的冷却水用出自一吸外冷却器的 95-100热水，出口水温至 105，因回流冷凝器在 24m 层标高，热水依位差自流至锅炉房使用， 700mm 的解吸塔，16m2 的回流冷凝器，每小时可解吸 7-8m3 的碳铵液，废液排放指标，不超过设计值，有不少厂将合成系统精炼气的洗涤液稀氨水也送至解吸塔解吸，每小时可解吸 10m3。 1.6 惰洗器设置防爆空间 惰性气体洗涤器上部的分离空间，分离后气体中含有大量氢气（约 30-35%）以及 10%左右的氧气，是爆炸性气休，只要有微量的引爆火源，就会发生化学爆炸，约有 1/4 的中型尿素厂在初期发生过在不同部位的爆

14、炸，而惰洗器分离器部位发生爆炸机率更多，因此小尿素装置通用设计在惰洗器分离器部位设置防爆板，板上部空间为防爆空间，来自氨冷凝器 A 的气体（气体中含氨量 80%）经防爆空间后至氨冷凝器 B，用氨分压高的气体作为熄爆气源，一旦有爆炸发生，防爆板破裂，爆炸性气体进入防爆空间后，由于大量气氨的稀释，而使爆炸停止，避免惰洗器分离部位粉碎性爆炸。 防爆板因设计原因稍有物理性压差即破裂，影响使用。四川川化集团公司改进了防爆板的安装方法，避免防爆板破裂而真正起到了防爆作用。 2. 小尿素装置技术开发进展 2.1 预分离一预蒸馏工艺技术的开发 1983 年齐鲁一化中尿装置上又把原有的预分离器恢复在预蒸馏塔前，

15、当时中尿装置没有一吸外冷却器，预分气直接进入一吸塔鼓泡段吸收。现在回过头来看，当时此工艺流程没有发生较大的影响，跟着改进的只有兰化和巨化两厂。分析原因，是原预分离器容积较小（8002600，V=1.3 m3），在运行中预分离器内压力上升，不能达到在设计压力 1.7MPa的预分离效果；其次是预分气直接进入一吸塔，无一吸外冷却器的功能作用，在操作工艺上当时中型厂虽改为预蒸馏工艺流程，但都没有认识去调整预蒸馏工艺的优越性工艺指标。如二甲液 CO2 组分仍保持在 20%，也仍是直接进入一吸塔的。而小尿素装置二甲液组分下降至 16-18%，此二甲液先送入一蒸加热利用段，与预蒸馏气汇合，CO2 气分压上升

16、到18.6%，产生较多的甲铵反应，再入一吸外冷却器与预分气中有 92%的氨进行吸收 CO2 的反应，因此一分气中总的 CO2 量在一吸塔前被吸收了 80%（按热能回收率推算），热能回收率提高，又使一吸塔热负荷下降，一吸塔吨尿素回流氨用量由预分离工艺的 2.0M3 降至0.6M3。因此中尿装置当时恢复预分离器后，没有充分显示出该工艺回收甲铵生成热的优势。但由于预蒸馏气和预分离器在一段分解系统的分流作用，使一分系统总体压力下降，有利于一段分解率，当时中尿装置不是为了提高生产能力而恢复预分离器，只是认为预分离器分离出的气相物料，不需经一分加热而节省汽耗，以及预分气相中的水蒸汽分压低进入一段吸收的水份

17、可减少。 山东明水两套小尿素装置是小尿素厂中使用由笔者建议 3.5M3 容积的预分离器，介绍齐鲁一化预分离器安装位差高于预蒸馏塔 18 米，这些数据的提出是对原设计研究单位安装位差仅 5 米或 7 米的质疑，使该厂安装位差为 12 米，也是第一厂把预分气先进入一吸外冷却器中，然后进入一吸塔。（某院原设计有预分离器和一吸外冷却器，但预分气仍进入一吸塔中）。两套装置增加预分离器后蒸汽消耗有明显的降低，表现在一分加热器中蒸汽侧压力下降。在预分气相管上仍装有压力平衡阀，当装置生产负荷低时，两套装置能有节汽的效益。而当两套装置增加负荷后，因位差不到 15 米，并且预分气相管仍用139 管未放大。因此在老

18、系统的压力平衡阀全关，新系统的只能开一点，如此也就失去了预分离器的作用。笔者分析这种状况，认为不是预分离一预蒸馏工艺流程的问题，而是没有安装好预分离器的结果。 笔者认为预分离器的安装要满足两个工艺要求，一是确保在生产过程中，预分离器内压力要接近设计压力 1.7MPa,才能接近预分离效率的设计值，为此预分离器的容积，预分气相管径要与相应的生产负荷相匹配，预分气相管程中要消除不必要的阻力损失，如取消其管路上的压力平衡阀，以降低预分离器内的实际压力，二是预分离器和预蒸馏塔安装时要有足够的位差值，在预分气相管上没有压力平衡阀的情况下，能使预分离液能顺利的流到预蒸馏塔中。因此笔者在第二厂中在当时的生产负

19、荷下，预分离器仍用 3.5M3，安装位差为 15 米，预分气相管径用159，与预蒸馏气相管径相同，预分气相管上不装压力平衡阀，系统物流正常，原汽耗为 1380kg，装上预分离器后，汽耗为 1280kg。 实施该工艺的配套措施，必须要调整一吸外冷却器的面积和一吸外冷却器的调温脱盐水循环量，因为在其中吸收 CO2 的量增加，若在此气液混合物温度上升，吸收 CO2 的能力下降，则进入一吸塔的量增加，使一吸塔操作困难。 2.2 增加预分离器后，汽耗为什么会下降 预分离器的设计压力在 1.7MPa 下的总蒸出率为 53%，甲铵分解率为 15%，预分气相中氨的分压占 92%，CO2 占 3.5%，H2O4

20、.5%，因此预蒸馏气中 NH3/CO2 比由原 8.03 降至3.94，降低了 NH3/CO2 比的预蒸馏气至一蒸加热利用段中冷凝，冷凝液中 NH3/CO2 比也下降，使溶液沸点上升，于是就提高了换热段壳温度，增加了换热量；同时因预蒸馏气中CO2 分压上升，由原 10.4%提高到 18.7%，增加了液体吸收 CO2 的推动力，而笔者在操作工艺上利用水平衡的概念，调整了二循一、二冷的加水量，使二甲液中 CO2 含量降至 14-15%，则在一蒸加热利用段中吸收 CO2 的量增加，也使换热量增加。 在一吸外冷却器中由于引入含氨 92%的预分气，因此可把由一蒸加热利用段过来的一分气中残余 CO2 被多

21、吸收一些，则进入一吸塔的 CO2 量下降，此工艺使一吸塔内的吨尿素回流氨量可下降至 0.35m3 。 在一段分解系统，由于预分离器的安装，合成塔出来的物料经分解后的一分气量，约一半量是预分气相量，即 53%的过量氨不进入预蒸馏塔中去了，因此进入预蒸馏塔的物料量减少，又经预蒸馏段后，大量气相进入预蒸馏气相中，则进入一分加的物料量又会明显下降，则一分加的耗汽量也随时下降，进入一分加的物料量下降的例证是：原小尿素装置扩产到 100kt/a 以上时，预蒸馏液至一分加底部的物料管更换至159，使用预分离器后，在预分离效率高的情况下，此管发生严重的腐蚀，在多厂发生此腐蚀工况，只有把管径缩小，用108 管才

22、解决腐蚀问题。因在原159 管中，液位降低至管路中，发生周期性的气蚀腐蚀引起，同时在预蒸馏段中填料或塔板因缺氧也发生严重腐蚀。笔者首次遇到此工况是在200kt/a 预蒸馏装置的山西晋城一化厂，装置安装时笔者建议增设预分离器后，因该厂日产量较低，约 600t/d，在此159 管中发生汽腐蚀；而在山西临猗厂，同样装置中，增设预分离器后，因日产 750 t/d，此159 管中未发生腐蚀问题。 由此可以分析出，预分气相温度为 115，这是由 53%过量氨在预分离器中分离出来了，若都进入预蒸馏塔中，预蒸馏出气温度在 125-130，则一分气中总热焓值上升，这部分热量是由一分加的蒸汽提供的。因此一分加的汽

23、耗量有所下降，这下降值应是一分气总量的热焓值和预分气相量在 115的热焓值之差。 同时因二气分流，使一分系统整体压力下降，则一分分解率和总氨蒸出率上升，不必加热到 160就可以完成一段分解率和总氨蒸出率。 2.3 笔者在小尿素装置上汽耗值下降到 1050kg 的技改历程 由于小尿素装置有不断增加生产能力的要求，在单套能力已达到 180-200kt/a 的已为数不少，笔者和不少厂在不断实践中，逐步提高了单套装置的能力，并使汽耗值逐步降到1050-1100kg。 2.3.1 使用好预分离器 在预蒸馏塔前设置预分离器，首先由山东省院 1986 年的设计中使用，以后在 SHS 节能工艺中和自汽提式一分

24、塔工艺中使用预分离器，笔者根据各种报导或实地考察，其预分离效率未达到原化四院的设计值水平，又根据中型装置改为预蒸馏工艺流程后又恢复预分离器的安装情况，分析出首先要安装好预分离器，使预分离器在运行过程中的实际压力要接近设计值 1.7MPa 才能获得设计的预分离效率。因此设置预分离器时，要有适当的容积、预分气相管径，管程中不设置热交换设备，预分气相管上不设置压力平衡阀等，气相管径要与相应的生产负荷相匹配，安装位差值一定要大于预分离器和预蒸馏塔之间的位差值。在小尿素装置按笔者设置预分离器的流程中，预蒸馏塔的压力大于预分离器的压力0.1MPa（实测值 ），则理论位差值为 10 米，所以在安装时取 15

25、 米是合理的，实际流程中物料是能流通的。取 15 米的位差值已被不少厂和新的节能工艺设计中取得共识。 2.3.2 该工艺装置中增产的配套措施 即与生产负荷相适应的一蒸加热利用段面积和一吸外冷却器的面积，这能起双重作用的功能。如一蒸加热利用段面积的增加，即能增加一段吸收能力和一段蒸发能力，又可提升一段甲铵热能的回收率，在一蒸加热利用段增加面积时，一定要考虑尿液在列管中的流速不要下降，否则 K 值下降，换热量下降。 一吸外冷却器列管中原装有麻花铝棒，以增加循环调温水在列管中的流速，提高水侧的K 值，不少厂加大一吸外冷却器面积时，不设置麻花铝棒，又不增加调温水的循环量，则单增加面积（一般是增加一台）

26、是不会起大的作用的。增加装置产量时，如增加一台外冷却器时，一定要加大两个外冷却器的循环水量，如更换大容量的泵外，需要换大管径的水管，最宜一台泵对一个冷却器为一个循环系统，以增大调温水的循环量。 预分气相管程不宜串联经过两个外冷却器，接入靠近一吸塔的原有外冷却器中，接入管径相应放大，相应脱盐水循环量在此外冷却器中更需加大。 在增产技改中，有的厂只安装预分离器，但未准确的把握笔者在实践中提出的一些具体经验，则增产后，汽耗上升，一吸塔回流氨用量上升，引起氨冷凝器超负荷运行，一段压力调节阀开度增加，逐使氨耗上升。 2.3.3 高压蒸汽冷凝液余热的利用和增加尿液的闪蒸加热器 增加尿液闪蒸加热器是蒸发系统

27、提高整体生产能力的需要。在预蒸馏工艺装置中，二段分解后尿液浓度为 66.9%，这是系统工艺水平衡的重要标志之一（预分离工艺为 70%）。通过原单纯的闪蒸分离后得 70%的尿液（预分离工艺为 74%）。笔者在闪蒸分离器前在管路中插入闪蒸加热器，以减少二分后尿液在管路中的阻力损失，使二分塔在 0.25MPa 下能进入闪蒸分离器。而热源来自高压蒸汽冷凝液通过 0.6MPa 级的中间闪蒸槽出的 0.6MPa 蒸汽。在一定的生产负荷下，通过合适的闪蒸加热器面积，其供需热量是平衡的。在 0.6Mpa的中间膨胀槽可闪蒸出冷凝液量的 15%的蒸汽量。根据现场观测，某厂使用此余热利用措施后，闪蒸后尿液浓度可达

28、74%以上，即可提高一段蒸发系统的生产水平，并使尿素汽耗节省 80kg/tur。该厂原汽耗为 1380 kg/tur，装上预分离器后在同样生产负荷下，汽耗降至1280 kg/tur，增加闪蒸加热器后降至 1200 kg/tur。 2.3.4 增加一段吸收系统和蒸发系统的生产能力同时，汽耗进一步下降至 1050 kg/tur。 笔者在提高生产能力时，尽力挖掘现有设备的生产潜力，以少增加设备为前提。在上述的实践基础上，考虑只要增加一蒸加热利用段和一吸外冷却器的面积，也就是增加了一段的吸收体积，同时蒸发系统的生产能力也提高，而生成甲铵的热能回收也得以提高。在装置能力到 180t/a 时，吨尿素汽耗由

29、 1200 kg/tur 下降至 1050 kg/tur。这 1050 kg/tur 汽耗也有生产规模扩大后，整体规模效益在内。 笔者在该厂的实践过程中，得到中型尿素厂福建三明的共识。三明是原 110 kt/a 装置，已增加了尿塔的增产技术措施，在 1999 年采用加预分离器的技术，当时还未使用利用余热的闪蒸加热器。在该厂的技术总结中报导在 2001 年装置年产 260kt/a，汽耗在 1100kg，建议该厂使用利用余热的闪蒸加热器，汽耗也会降至 1050kg. 这个技改简单，不改变原生产流程和生产工况，而技改投资很低，是目前中、小尿素厂自筹资金可解决的。 2.3.5 合成塔转化率必须达到 6

30、7% 在装置增产过程中尿素合成塔的转化率不能低于 67%，否则一分加的汽耗会上升。增产后尿塔的生产强度上升，一般需使用高效塔板或新的合成塔内件，如增产幅度高于单塔生产强度 I=20 时，必须使用双塔。使用双塔时，据笔者考察的结果，当双塔内生产强度 I14时，不必使用高效塔板，仅用传统塔板 12 块（可减少塔顶部无塔板段的高度）和 3 块旋流板，如 1400 尿塔，需装 5 块旋流板，旋流板装板间隔以 400mm 为宜，塔板间距以 1000-1500mm 为宜，否则会影响转化率。 2.4 提高水溶液全循环法尿素装置的技术水平有创新的几个技术 2.4.1 高效合成塔板的开发 我国中小型尿塔都使用传

31、统的多孔筛板，随着小尿素装置生产能力的提升的需要，研制开发了新型塔板，在塔板上增加气泡式泡罩，使气液相接触反应的几率增加，并加快反应热的扩散速度，从而提高第一反应式的完成程度。另外，需增加塔板的安装数量，板间距为 1m，以增加塔内的反应区段，因此在高生产强度下（I20 时），转化率不低于 65%。 基于对尿素合成反应机理新的认识，开发了多种能提高尿素合成转化率的新型塔板和新的内件，旨在提高合成塔的生产强度和降低装置能耗。近几年来，合成塔内件技术进步是很快的，为降低传统工艺装置的能耗起到了积极的作用。 合成塔高效塔板的出现，使我们加深了对转化率影响因素的认识。小尿塔塔径为1200mm，容积 17

32、 m3 的内装 6 块板（3 块旋流板，3 块多孔板），20 m3 内装 7 块板（3块旋流板，4 块多孔板），24 米 3 内装 8 块板（3 块旋流板，5 块多孔板），26 米 3 内装8 块板（4 块旋流板，4 块多孔板）。反应容积的增加，只是增加高度，而塔板数未增加，因此 20 m3 以上的尿塔，在塔的上部约有 2/5 的空间是空塔，空塔段对转化率影响程度极大。在设计生产强度下（一般 I=7-8），转化率靠较长的转化时间达到 67%，生产强度提升，转化率下降；当生产强度达 11 时，转化率低于 60%；当 I 达到 14 时，转化率反而上升到 64%，这说明塔内物料上升速度增加，减轻了

33、塔上部 2/5 空塔段内的返混程度。当I90%，平均粒径在 1.95mm，落料温度能满足有关包装要求。 对于日产小于 500 吨，塔径在 12mm 以上，1.6-2.8mm 的颗粒80%，平均粒径在1.85mm，温度能满足夏季的包装要求。 从上述报告可以确认，12m 塔的装置可使用 LP 型喷头，这是中、小尿素装置解决造粒问题的最佳喷头。 3. 高效回收热能的水溶液全循环新工艺。 笔者用预分离预蒸馏流程改进传统工艺装置后，吨尿素汽耗已降至 1050-1100 千克。本新工艺是在此基础上，再开发在中压循环系统内进一步回收甲铵反应热，可使吨尿素汽耗降至 900 千克以下。 本新工艺使用了笔者参与的

34、两个实用新型专利：ZL99233018.1 附有热交换器内件的尿素合成塔、ZL0227385.1 尿素生产中回收热能的新工艺。 该工艺能使传统工艺装置增产 1-1.5 倍，蒸汽单耗可与汽提工艺装置相媲美，因不使用高压循环圈改造，因此技改投资低，适合目前中、小尿素厂的技术改造。使用已成熟的预分离预蒸馏工艺流程再进一步开发，技术简单易行，安全可靠，不必承受使用其它技改工艺而存在的初次风险。 3.1 新工艺开发的技术基础 笔者分析并经实践证实了传统水溶液全循环法尿素装置采用预分离预蒸馏流程后具有增产和节能的优势。 在开发中笔者首先思考的是预分离器的运行中压力要接近设计值，以提高预分离效率是第一位的。

35、中型装置安装位差值都定在 15m 以上。笔者根据在某装置上实测，预分离器与预蒸馏塔的压差（按笔者的工艺流程）为 0.1MPa，因此具体实施时要有一定的富余量，笔者取 15m，在很多装置上已证实了这个经验值。 预分离气和预蒸馏气必须分流，不仅是提高一分系统生产能力所要求，同时可各自发挥出其不同的组分优势。在各自的热交换设备中能产出特殊的效果。因此预分离器的安装一定要重视能达到最高的预分离效率。没有预分离效率，就不能发挥两气的各自优势。 增加一蒸加面积和增设利用余热的闪蒸加热器，是笔者整体技改思路中的重要内容，这个措施既提高装置生产能力，又能降低能耗。增加面积和增加生产能力要互相匹配，才能取得较好

36、的效果。 3.2 进一步开发的技术内容 3.2.1 在第一步的节能技改中，只是提高了一段分解系统所产生的 CO2 气在一蒸加热利用段和一吸外冷却器中的热能回收率，因此开发新的热能回收工作，需要抽出原进入合成塔反应的部分 CO2，送入一段需高位能的热能回收设备中，即是在一分加增设热能利用段，以降低一分加的汽耗及增加原一蒸加热利用段的面积，以降低一段蒸发的汽耗。通过核算，此两部分回收的热能可降低汽耗 300kg，使吨尿素汽耗由现在的 1050-1100kg 降至 800-900kg。 3.2.2 提高尿素合成塔的转化率，是新工艺降低汽耗的重要因素之一。 由于新工艺中甲铵量增加，在工艺物料衡算时，必

37、须依据以下两个工艺条件： （1）入塔 H2O/CO2 比不超过 0.85，为此使一、二段吸收用水多次利用，并使中压系统补入的 CO2 能吸收下来。 （2）甲铵液组分保持与传统工艺一致，不使一段系统平衡压力上升，以免引起系统工况变化而引发不好的后果。入塔甲铵液温度仍在 95，这样不会招致甲铵泵缸体及其内件的腐蚀加剧。 因此入塔 H2O/CO2 比需保持在 0.85。目前国内的各种尿塔内件，在 H2O/CO2 比为 0.65工况下，转化率最高纪录为 68%。本新工艺由于一段甲铵循环量增加，入塔 H2O/CO2 比增至 0.85，在此工况下，要使转化率不低于 70%，必须设计新的合成塔内件，以保证高

38、H2O/CO2 比下转化率在 70%或以上。 新尿塔内件的设计指导思想是一个等温型合成塔内件，使塔顶底温度基本保持一致，以提高转化率。三物料以 NH3/CO2 小于 3 进入在塔内设置的列管式反应器，该反应器又是热交换器，此设备材质为耐高温的 25-22-2 材料，固定在塔顶大盖下，反应物由中心管移至塔下部后，补入液氨至 NH3/CO2 为 4.2-4.3，以平衡反应热及提高转化率，为此仍需利用塔内已有的高效塔板，稍作改造后使用。 若原中型装置不需提高生产能力，采用本工艺改造时，只调整入塔 CO2 量，将部分 CO2以中压补入各热交换设备中，则同样可将汽耗值降至设计值。 本尿塔内件安置在尿塔上

39、部，三物料进入列管式反应器内，第一反应式基本上在此内件内完成；反应后物料由中心管引流至塔底，同时将反应热传递至塔内上升的熔融物，物料上升过程中也是第二反应式的进行过程，此结构为转化反应创造了良好的高温环境。在塔底需补入部分液氨，使 NH3/CO2 到 4.2，以保持塔底不超温和塔顶温度的平衡，塔顶温度在 186-188，塔内自下而上也布置高效塔盘，因此可确保在 H2O/CO2 0.85 的条件下，转化率不低于 70%（保证值）。 3.3 使用节能新工艺，改造现有传统尿素装置的优势 在已使用预分离预蒸馏改造后的尿素装置上，继续按新工艺来改造，流程变动小，增加设备少，易实施技改工程，前期技改工程可

40、继续发挥作用，技改投资就大不了，因此节能新工艺简单易掌握，是低投入、高产出的方案，是适合中、小尿素装置的改造。 4 结束语 笔者在本文中介绍了水溶液全循环工艺尿素装置在中国 40 年的技术开发经历，使汽耗能与汽提工艺装置相同。以汽耗高低来评论技术的先进性的话，则可以说中国式的水溶液全循环法尿素工艺已不再是一个落后的工艺了。在新的设计中或老装置的技改中全部采用本文介绍的国内开发的各项新技术，则尿素的氨耗和尿素质量以及装置的安全生产都能列入世界先进水平。 笔者认为国内现有的各种节能工艺，一般都是技改投资高，效果有的还不及笔者开发的节资新工艺。而且由本厂技术力量就可以完成的技改任务，因此期望众多尿素厂家与笔者有共识，来改造原工艺装置的落后面貌。