1、中国尿素中间试验装置（3000 t/a）于1958 年在南京化肥厂建成投产，因此至今年中国尿素工业化生产已整整50年了。试验是从水溶液半循环法开始的，吨尿尾气中氨量为650 kg 左右，后发展到高效半循环，即一段分解气中氨回收利用程度有所提高，但尾气中仍有176 kg 氨。 1960年我国引进前苏联10 kt/a 不循环法尿素装置在太原化肥厂投产。1962年南京永利宁厂半循环装置通过国家技术鉴定。根据此工艺由化四院设计的2套40 kt/a 半循环法装置先后在上海吴泾化工厂和浙江衢州化工厂投产。1966年我国引进荷兰 Stamicarbon 公司的两套80 kt/a 水溶液全循环工艺装置在泸州天
2、然气化工厂投产，同时化四院利用上海化工研究院测试的水溶液全循环法工艺技术数据，并借鉴进口装置的设备结构，自行设计了80 kt/a 和110 kt/a 尿素装置(整个装置的设备也均由国内生产)，于1966年11 月在石家庄化肥厂投入生产。该厂因*干扰，试完车后就停车。直至1970年1月，湖南湘江氮肥厂新建的45 kt/a 合成氨配80 kt/a 尿素装置投产，可以说这是国产化的第一套水溶液全循环法工艺装置，采用的是预分离工艺，衬里式合成塔（内径1.4 m）由上海锅炉厂试制，这是国产第一台尿塔，一吸塔精洗段为浮阀塔，也是第一台。笔者组织和指挥了中国第一套国产化尿素装置的投产，并不断地改进和完善，使
3、装置运转正常化。上世纪70年代开始至80年代初，我国建设80110 kt/a 中型规模的尿素装置有32 个厂，38套（包括两套进口） ，称前38套。这期间不断对中尿设计进行修改，前后共有四个版本。第四版是较为完善的一个版本，如浙江衢化、江西氨厂等都使用此版本建设。1986年我国尿素工业掀起了一个新的发展*，众多的小氮厂进行改产尿素的技术改造，使小氮厂发生了质的变化，首先3套40 kt/a 水溶液全循法小尿素试验装置在山东邹城、平度和河南辉县相继投产，特别是由笔者带队开车的辉县装置一次试车成功，给当时占我国合成氨产量50%的小氮厂由碳铵改产尿素展现了美好的前景。在“七五”和“ 八五” 期间，国家
4、选定150 家有较好条件的小氮厂改产尿素，共有120多个厂，其中18家厂建有两套，山东鲁西和山西临猗各建三套，投产装置中约有70%改造至100 kt/a 以上，其中还有150200 kt/a 规模的。中型尿素装置在“七五” 至“ 九五”期间，增加了16套，又称后16套，因此中尿装置共有54 套。后16套在原小氮厂中建设的多，原中型厂建第二套时采用氨汽提、CO2汽提者为多。上世纪90年代后期至今，小尿素厂加大了技改力度，使装置能力大幅度提高，汽耗大幅度下降，成为中国水溶液全循环法工艺装置高产低耗的楷模。经过简单的增产节能技术改造，汽耗可降至1100 kg，众多的原小氮肥厂新建尿素装置时仍采用此工
5、艺，其投资低于 CO2汽提工艺装置的一半，如813，1220 ，18 30规模的厂相继建成。鲁西集团八厂的水溶液全 循环工艺装置设计为400 kt/a，最近实产已达到500 kt/a。如果按笔者的技术加以改进，汽耗可望降至1000 kg。这是我国目前最大生产规模的水溶液全循环工艺装置，从汽耗降低水平来看，可以与大型 CO2汽提、氨汽提工艺相媲美。 下面介绍我国水溶液全循环尿素技术的发展情况。1 中尿运行初期存在的问题及改进措施1.1 设计中存在的较大问题（1）框架高度 湘江氮肥厂即第一套的设计受*“技术革命”的影响，框架高度仅18.5 m，因此一段循环系统设备之间的位差不足，导致出现回流氨加不
6、进一吸塔，一甲泵打不好等问题，装置难以正常运行。第二版设计时就改为23.5 m，到第四版设计时为26.5 m。1986 年三套小尿试验装置标高为28.0 m，到小尿40 kt/a 装置定型设计时已提到 30 m，因此小尿素装置一投产，就能较平稳地长周期运行。（2）设计裕量大 因原设计富余量大，特别是一蒸加热器、二蒸加热器，吨尿面积比引进装置大得多。设计时没有核算各段缩二脲增加情况，从引进装置知道各工序允许的缩二脲值。当时中尿装置都是新建厂，合成氨能力还未达到设计水平，因此尿素装置在低负荷下运行，致使成品中缩二脲在3%4%。小尿素装置投产时也有这种情况，因扩建的合成氨能力出不来。1.2 中尿装置
7、运行初期降低缩二脲的探索（1）齐鲁一化李裕书总工对比引进装置一蒸加、二蒸加吨尿面积比，认为原设计面积偏大。原化肥司中氮处为此专门在该厂召开质量问题技术交流会。会上齐鲁一化介绍降低缩二脲的经验，一蒸加的面积应是日产一吨尿素用一根管子；二蒸加面积不能大，以缩短停留时间，二段加热器是缩二脲增加的关键部位，因尿液浓度已达99%，缩二脲增长值与浓度的平方成正比；而且又在140 下运行，面积一大，缩二脲增值速度特快。当时大多数厂都堵一部分列管，使之与引进装置吨尿面积比相当，于是缩二脲降低到当时合格品标准，为1.5%。如湘氮设计日产240 t，二蒸加面积7 m2，要日产310 t 时才能得一级品。小尿装置二
8、版设 计（日产180 t）二蒸加面积5.6 m2，按设计负荷180 t/d 生产时，缩二脲在 1.5%左右，产量到220 t/d 时，才能得一级品。产量提升时，列管磨损严重，使用期不到半年。湘氮厂率先用钛合金制造，从1986年始用，至今未损坏。（2）集体探索、创造了真空进料操作法。引进流程中，二分后尿液先进入尿液槽，再用尿液泵连续送至一段蒸发。尿液槽必须保持低液位操作。缩二脲在尿液槽增加0.1%，有时0.2%。如果二段分解率未达标，尿液中含游离氨高，尿液泵会不打液，致使蒸发停止进料，从而迫使尿液打循环；又因尿液槽排气管接排气筒，所以也增加了氨耗。于是提出真空进料操作法，只要尿液闪蒸槽进料稳定，
9、真空进入一段蒸发也就稳定。（3）湘江氮肥厂和长沙水泵厂合作，成功试制出有液位自调功能的熔融泵，目的是使熔融尿素的液位维持在泵的入口管路中，而不滞流在二蒸分离器内，这是确保缩二脲不超标的关键设备。此技术获科技进步一等奖。尽管只获得奖状纸一张，但对整个国产尿素装置作出了巨大贡献，是尿素获得一级品的可靠保证，也解决了中尿装置建设时必须从日本进口熔融泵的问题。初建的小尿素厂都使用长沙水泵厂的熔融泵，后来江苏靖江不锈钢泵阀厂、西安钛材泵阀厂改进了长沙水泵厂熔融泵结构上的缺陷，使结构更加完善。湘江氮肥厂在使用中也作了改进，使熔融泵的运行性能更稳定。但后来的泵厂未在液位自调上多做工作，而是在泵入口管路中设置
10、管道视镜，人为控制液位在7 m 高的位置。（4）蒸发造粒系统缩短管路流程，并取消直角弯头，以最短管路配置。熔融泵出口至造粒塔顶的管线斜插至塔，到塔顶喷头也是斜插进入，这样一是防结晶堵塞，二是缩短路程，因缩二脲的增长与尿液在管路中的停留时间有关。化工技术论坛 EN 13445-2材料1评分人数o eddy-8280103:好文,只是评晚了,请谅解. 化工币 + 20收藏分享特别提示：请勿使用软件下载，避免财富(化工币) 锐减！chfr助工 中级帖子103 积分193 化工币1169 魅力0 阅读权限40 注册时间2006-4-24 最后登录2010-8-3 2楼发表于 2009-3-3 07:5
11、4| 只看该作者1.3 在生产实践中改进完善国产运转设备及高压阀门研制高压柱塞泵时，工艺方面提出要求，为防止液体在缸体内汽化，影响泵的效率，氨泵柱塞速度不超过90 r/min，一甲泵不超过70 r/min。在后期制造时，为了提高泵的打液量，加大了柱塞直径。之后又提高转速，这不是很好的办法，但铭牌值已是实足的打液量，设计时已扣除泵的容积效率。1.3.1 氨泵在使用中逐步暴露出的问题（1）缸体上液氨出入口分别使用单向阀，密封用氯丁橡胶“”形圈。泵体所有密封都使用氯丁橡胶“O”形圈。氨泵一停车，液氨汽化后降温，橡胶就老化，再开车时就泄漏，后改用丁腈橡胶，老化程度减慢，但也不是最好的方法。应根据操作上
12、停泵时的情况，采取相应的措施，不使缸体降温为目的，以延长密封圈的使用寿命。由于缸体内密封圈老化及断裂，高压液体窜入低压侧，缸体内发生冲刷腐蚀。缸体材质为不耐蚀的碳钢，使用期不到一年，因液氨中有甲铵存在。对于缸体腐蚀后的处置，原湘江氮肥厂是镗大缸体，用不锈钢焊条堆焊，再镗光。有的厂缸体镗大后镶不锈钢套，泵体所有密封面改成平面密封，用2 mm 厚的尼龙垫，使其与凹凸密封面吻合，否则在超压时液氨有漏出的危险。（2）柱塞填料刚开初用填充石墨的石棉绳，自制模具压制，使用时间因各厂制作技术和安装方法差别而有所不同，好的能用半年，不好的不到一个月。后有制造厂专供 TFA（ 碳纤维）成型填料，使用效果好。柱塞
13、填料圈中的导向套是在钢圈内挂巴氏合金，但导向套易受介质腐蚀而脱落，拉毛柱塞表面，从而缩短填料使用寿命。生产厂改用石墨导向套，后来一甲泵也改用石墨导向套。（3）填料箱材质也是碳钢，如密封水改用一表液打循环时，要改用耐蚀的铬钢。（4）山东潍坊生建厂的氨泵则完全克服了上述不足，所有缸体及部件都使用铬钢制造，缸体内使用组合阀，所有密封改为平面密封。1.3.2 一甲泵使用过程中暴露出的问题（1）缸体出入口两个单向阀的密封面用聚四氟乙烯垫片，单向阀弹簧用 Mo2Ti 材质。使用中因一甲液温度在90 95 ，垫片易软化而被挤压出来，不起密封作用。Mo2Ti 材质弹簧刚度不够，使单向阀漏液，严重时不打液。湘氮
14、厂的解决办法是，将四氟垫改为尼龙垫，弹簧钢用氨合成塔报废的电炉丝绕制（Cr20Ni80） ，这样刚度合适，阀片不漏液。合成塔底部止回阀中的弹簧后来也使用此材质，解决了尿塔短停时因阀门漏液而堵塞入塔物料管的问题。（2）一甲泵缸体开裂。因缸体内出入口有两个单向阀，所以缸体开有四个孔，称四通缸体。由于缸体开孔处与缸体相贯线的应力较大，运转中吸入压力为1.7 MPa，输出压力为20.0 MPa。受交变载荷的影响，此相贯线的应力腐蚀严重。当时湘江氮肥厂框架高度仅18.5 m，一吸塔出口至一甲泵入口只有5.5 m 液柱，一甲泵气缚特别严重，有气的液体受压时其瞬 时压力可比原压力高23倍。在交变载荷作用下应
15、力腐蚀更严重，缸体很快开裂，寿命最短的只有半个多月。湘氮厂使用过很多种钢材制造缸体，仍不能解决缸体开裂问题，曾采取将两个一半的缸体组合起来的办法，情况较好，但不能从根本上解决问题，最终解决的办法是，将出入口单向阀改为组合阀，在缸体上少开一个孔，称三通缸体，这也是由湘氮厂率先提出并制造使用，同时把框架高度提至23.5 m，调整一甲泵缸体入口处的液柱高度至10 m，解决了一甲泵缸体开裂的问题。1.4 CO2压缩机四、五段超压问题湘江氮肥厂 CO2压缩机是进口的，一台是意大利的四段式压缩机，三台是日本的五段式压缩机。国内四段式压缩机是对湘氮厂的压缩机进行测绘后制造的。进口压缩机在使用过程中未发生任何
16、问题，但国内制造的 CO2压缩机，不论是上海压缩机厂、沈阳压缩机厂，还是四川简阳压缩机厂制造的，都存在四、五段超压问题。分析原因是工艺因素造成的，制造厂设计时，以纯 CO2设计，但合成塔防腐用氧改用空气后，CO2 纯度降至95 96%，改变了气体的压缩系数，因纯CO2气在压力高于 3.0 MPa 时，体积缩小倍数多，与理想气体压缩性能的差别大，在有空气存在的情况下，引起四、五段超压。解决的办法是，随着压缩机生产能力的提高，把四、五段缸径镗大。若无增产需要，可采取加大四段冷却器面积或加大冷却水循环量，将气体入口温度降至35 （原为40 ，是以 CO2纯度为10.0%考虑的，现有4的空气介入，冷却
17、温度降到35 ，不会发生液化问题，因四段式压缩机的设计理念就是要避开 CO2气体被压缩至8.0 MPa 后，遇冷却就易液化的问题）的办法解决。压缩机段间冷却器材质原用碳钢，设计者不知 CO2气中有饱和水蒸气，冷却后就成为酸性水，有腐蚀，有的厂还发生过油水分离器腐蚀后，强度不够，在运行中发生爆裂的事故。压缩机各段出口管路，因压缩后气体温度高不会到露点温度，用碳钢可以，但各段冷却器冷却后的油水分离器以及分离器至各段的入口管一定要用不锈钢，脱硫塔的出入口管线及塔间管路都必须用不锈钢。脱硫塔底封头衬不锈钢板。1.5 高压阀门结构湘氮的尿素装置，高压阀门是湖南岳阳四化建制造厂制造的，当管路中介质温度变化
18、时高压阀门不发生泄漏，川化化建厂制造的也未发生泄漏，但其他阀门制造厂采用合成氨系统高压阀门结构形式，阀座和阀体是分离式组装起来的，用于尿素系统只是换了 Mo2Ti 材质，结构未改变。由于尿素系统管路在开停车过程中温度有变化，当温度高时，密封面紧固件松开，到低温开车时就会泄漏，如高压液氨管，在氨升压时，液氨必须加热到150 ，氨升压、氨循环结束，投入液氨时，温度下降到40 左右，此时阀门就会外漏。在尿素装置运行初期，停车后再开车时所有设备法兰、管路法兰、阀门连结法兰和阀杆填料盖都需紧固一遍，否则开车时到处泄漏。1.6 分离器和加热器（或冷却冷凝器）合并为一个设备为防止专利国的查处，把加热器或冷却
19、器，冷凝器与分离器合在一起，致使气液分离效果下降，氨损失严重。第二版设计时已分开。按一版设计建成的中型厂自行把它们分开。不幸的是小尿素装置也按一体式设计，据说是借鉴大尿素装置的模式，但由于没有选择好参数，分离效果较差，各厂在增产技改时，都自行分开了。1.7 造粒塔直径是9 m中尿装置建设初期，造粒塔直径都是9 m，粘塔情况特别严重。产量至100 kt/a 以上时，必须加大喷头转数，但这样又加重了塔壁和塔底的粘塔情况。当尿素粘塔壁，重量大的尿素块往下坠时，发生砸坏箅子板的事故多起；当短停需进入塔下部的格子板上打尿素结块时，塔壁的结块下坠，也发生多起砸伤及死亡事故，这是不合理的设计造成的。因此尿素
20、装置运行初期，员工为此也付出了沉重的代价。2 装置在工艺方面的技术开发2.1 认识了尾气爆炸的客观规律性中尿装置尿素合成塔起初是用氧气防腐，因此专设有50 m3/h 的小空分装置。当时中尿装置尾气系统多次发生爆炸，因尾气中氧含量高，故改用空气防腐，企图降低尾气中的氧含量。但改用空气后，因采用预蒸馏工艺，一分加底部需加二次空气防腐（吨尿2 m3） ，尾气中氧含量仍在10%左右。根据爆炸相图，若尾气中氧含量在4%以下，尾气组成不在爆炸区域内。对发生过爆炸的工厂分析，这些工厂地处东北、西北、华北地区，且在冬季，多数是在中压段存在超压，突然开启中压段压力调节阀的副线阀时发生爆炸的。此种条件下因氨冷凝器
21、冷凝效率高及中压惰洗器洗涤效果好，可爆性气体浓缩，超压时开副线，引起节流效应产生静电，从而引起爆炸。所以后来在操作工艺中，规定原料气 CO2纯度不能低于95%，要尽量调至98%（碳丙脱碳工艺） 。当到90% 时，总控操作工不需经任何请示，立即停塔处理。规定氨冷凝器及惰洗器的冷凝洗涤工艺指标是，冷凝液氨温度不低于25 ，惰洗器洗涤氨水温度不低于35 ，以控制尾气中一定的氨分压。这是夏季的控制指标，以冷却循环水温进入尿素装置时为32 考虑的。所以在三北地区冬季要控制循环水量。现在的装置大部分都增产了，控制这些温度在安全生产范围内不是太难的。一段压力调节阀在开车及运行中不能全部关闭，以避免因系统超压
22、需开启副线时而引爆；氨冷凝器及其后的设备和管路法兰都设置静电接地系统，每年在雷雨季节前检查一次，而且管路都更换为不锈钢材质，使管内表面光滑，减少气流因摩擦产生静电。从此中型尿素装置及1986年以后建设的小尿素装置，未发生过类似的爆炸事故。兰州化学研究所曾经开发了脱除 CO2气中氢的技术，在甘肃刘家峡装置中做过试验，可以从源头上解决尾气爆炸问题。近年来湖北化学研究所开发了 CO2气脱氢技术，在四川美丰集团试用过，效果很好，但要求 CO2气中 H2S 含量小于1 106 ，并且因催化剂价格贵等因素，在中尿装置上未曾推广。目前以天然气为原料的工厂，CO2气中H2S 含量甚微，不需要先脱硫的工序，该技
23、术是有推广前途的。2.2 预蒸馏工艺流程的诞生上世纪60年代中期在南化中试装置上开发了预蒸馏工艺。在国产化中尿的第一个厂 石家庄化肥厂1966年投产时，已用预蒸馏工艺(因当时车间主任朱俊彪先生是从南化中试装置调去的) 。1973年中尿第二版设计会审在南京召开，采用了预蒸馏工艺。当时按二版设计建设的有三个厂：湖南资江氮肥厂，四川化工厂，广西河池氮肥厂。当时化四院的设计者们未能对此工艺取得共识，在三、四版修改设计中又用预分离工艺。但生产厂在实践中认识了此工艺的优势，大都改为预蒸馏流程。因此预蒸馏工艺是中国改进水溶液全循环尿素工艺的第一个技术成果。众人拾柴火焰高 欢迎大家一起来建设论坛TOPchfr
24、助工 中级帖子103 积分193 化工币1169 魅力0 阅读权限40 3楼发表于 2009-3-3 07:56| 只看该作者1986年小尿素装置设计采用了预蒸馏工艺流程，又增设了一吸外冷却器，使该工艺装置具有增产节能的效果，从而显示出无比的生命力。预蒸馏工艺流程的优势体现在以下几个方面。(1)汽耗下降在预蒸馏塔上部设置预分离段，中部为预蒸馏段，下部为一段分解液的气液分离段。分离段分离出的160 一分气，在预蒸馏段与尿塔出来的115 物料进行质和热的交换，预蒸馏气温度在125130 ，预蒸馏液温度升至130135 ，再至一分加热器，因此一分加的汽耗下降。原预分离工艺的鲁南化肥厂1981年测定汽
25、耗为1500 kg（转化率在65 ） ，而川化预蒸馏工艺流程，1983年汽耗实测值为1330 kg，比预分离工艺低170 kg。运行好的小尿素装置在120 kt/a 规模时，汽耗为1380 kg。(2)改善了系统水平衡条件注册时间2006-4-24 最后登录2010-8-3 一分气温度由原160 降至125 ，其中的水蒸气分压相应下降，带入一吸塔的水量下降，吨尿可下降8590 kg，这样可增加二段吸收用水，也使返回一段吸收的水量增加，大大提高了一吸塔操作的稳定性。如进入一吸塔精馏段塔板上的氨水浓度可由原95%降至89%，提升了精洗 CO2的能力，使精馏板上很少出现甲铵结晶、一吸气中CO2超标等
26、问题。一吸塔内由于预蒸馏气带入的水量减少 8590 kg，二段返回一段的水量增加，总的水量是下降的，并且可使入尿塔的 H2O/CO2降至0.65，尿塔转化率提升至67%，因此一段分解汽耗可降低。(3)增加了一蒸加热能利用段的热能回收率由于允许二段吸收用水增加，二甲液中 CO2含量由原20%下降至16%18% ，一蒸加热利用段吸收一分气中 CO2量增加，热能回收率增加。这样，进入一吸塔的热负荷下降，使吨尿回流氨量降至0.60.8 m3。(4)可降低二段操作压力和温度由于二甲液 CO2含量下降至16% 18%，二甲液的气液平衡压力下降0.05 MPa，因此二循一冷的操作压力可维持在 0.2 MPa
27、（表压），二冷后的压力可由原0.2 MPa 降 至0.15 MPa，则二分塔压力为0.25 MPa，二段分解温度可降至135 ；于是二分加汽耗可减少，缩二脲在此段几乎不增加，对提高成品一级品率有十分重要的作用。2.3 预分离预蒸馏工艺的开发1983年齐鲁一化开发出预分离预蒸馏工艺，即把原110 kt/a装置中的预分离器（800 2600 mm，V 1.3 m3）恢复在预蒸馏塔前，其安装位差为18 m。当时中尿装置无一吸外冷却器，预分离气直接进入一吸塔鼓泡段。跟着恢复预分离器的 有兰州化肥厂和浙江衢州化工厂两厂。当时恢复预分离器的目的，是想降低汽耗和改善一吸塔的操作。若预分离器效果好的话（按设计
28、可预分出一分气总量的50%） ，则可减少进入预蒸馏塔的物料量，从而可降低一分加的汽耗。另外，预分气温度为115 ，不仅减少带入一吸塔的水量，同时可减少一吸塔的热负荷。实际上此工艺开发时没有产生较大的影响，现在根据实践经验来分析，原因可能是原设计的预分离器容积较小，使预分离器的压力上升，不能达到设计压力（1.7 MPa）下的预分离效果，因此预蒸馏塔的负荷下降不多，则一分加的汽耗下降不特别明显。另外预分气和二甲液（CO2 含量是20%）都直接进入一吸塔底 部的鼓泡吸收段，不像小尿素装置那样二甲液 CO2含量降至16% 18%，而且先经过一蒸加热利用段和一吸外冷却器，就此增加了热能回收量，降低了一吸
29、塔的热负荷，对一吸塔平稳 操作起了重要作用。3 1986年以来小尿的技术开发情况以这个年份分界，是由于1986年三套小尿素试验装置相继开车。山东邹城1986 年1月开车，山东平度1986 年5月开车，前两套开车不顺利。笔者受当时化工部部长和化肥司司长的委托，参与了河南辉县装置的技改及开车工作。装置于1986年12月31日开车成功，1987年1月就盈利。三个月后进行系统测定，测定表明，装置全面达到设计技术经济指标，特别是在日产140 t 时，产品质量完全达标。1987年4月化工部与国家各部委领导在河南辉县召开现场会，讨论了小氮肥改产尿素的技术可行性和可能性。此次会议后， “七五”期间国家批了77
30、 套小尿素装置（其中有2套 CO2汽提装置，3套中压联尿装置，此5套都已改为水溶液全循环工艺） ， “八五”国家共提供150 套的技改投资。1986年以后由于众多小尿素装置的兴建，小尿素厂的产量占当时全国尿素产量的50%。由于原小尿素厂不断进行技术开发，把装置能力提升到100kt/a以上，有不少厂到150200kt/a，以及新的200 kt/a 中型装置相继在原小氮厂建成，技改后达到300 kt/a，说明水溶液全循环法尿素工艺在中国通过技术开发，其优势已为广大水溶液全循环法尿素企业认可。所以新建的200 kt/a、300 kt/a、400 kt/a 装置仍有不少采用水溶液全循法尿素工艺。采用此
31、工艺的原中小型尿素厂生产的尿素仍占全国尿素总产量的50%以上。笔者1986 年以后基本从事小尿素的技术开发工作。化工部曾办过四次小尿素厂*，笔者为培养小尿素厂的技术骨干，给他们传授中型厂的经验，辉县装置开车成功的各项技改，辉县第三套试验装置开车成功的体会。笔者在1986 年 6月参加由化肥司组织的山东邹城会诊，提出了修改建议。1987 年受山东平度厂的邀请，指导他们进行修改工作，当时平度只有一套装置，迫切需要提高生产能力，是笔者指导该厂如何提高生产能力的。笔者1986年的工作，为国家决定开发小尿素装置奠定了基础，因此可以说是笔者开创了兴建小尿素厂的这条道路。3.1 小型尿素装置工艺设计上的技术
32、优势小尿素装置诞生时比传统中尿装置具有优势，这些优势又为以后的增产节能技术开发铺平了道路。3.1.1 中压分解采用预蒸馏工艺预蒸馏工艺改善了水溶液全循环法尿素工艺系统水平衡的条件。维持系统水平衡是维持水溶液良性循环的基本条件，改善系统水平衡后的良性工况表现在如下几个方面。（1）由于一段分解气带入一吸塔的水量减少，因此允许二段循环液返回一段的水量增加，提高了一吸塔操作的稳定性。（2）因一、二段循环液的总水量减少，返回尿塔时，使入塔H2O/CO2降至 0.65，提高传统塔板的尿塔转化率至67%，可减少一段的循环量，由此可减少一段分解的汽耗和循环液的动力消耗。（3）二段吸收条件的改善。由于水平衡条件
33、的改善，可增加二循一冷和二冷的吸收用水量，二甲液浓度由20%降至16%18% 。二甲液 CO2含量下降，其平衡分压为0.15 MPa，一冷的操作压力维持0.20 MPa 即可，则二分塔压力自然为0.25 MPa，因此二分温度可由原150 降至 135 ，有利于二段分解率的提升，二分加汽耗的下降。一冷多加水后，一冷的吸收能力上升，二冷的吸收量减少，二冷氨水浓度下降，则二段尾气中的氨含量下降，有利于氨耗的下降。3.1.2 增加了一吸外冷却器，使预蒸馏工艺装置产生更大的增产节能效益由于二甲液 CO2含量下降，且二甲液不像预分离工艺时直接送入一吸塔鼓泡段，而是先经一蒸加热利用段，再进一吸外冷却器，然后
34、进入一吸塔鼓泡段，较稀的二甲液在这两个换热设备中，能较多地吸收一分气中的 CO2，一段的热能回收率上升，这也是预蒸馏工艺汽耗 下降的因素之一；同时又减轻了一吸塔热负荷，使吨尿回流氨量由原来的2 m3降低至0.6 0.8 m3，则循环氨系统的冷凝面积就比较宽裕了。增设一吸外冷却器，即把一吸塔吸收一分气中 CO2的任务转移出来了，精洗段精洗 CO2量减少，在精洗段氨水板上，不会发生甲铵结晶析出、微量超标等问题。预分离工艺中氨水板上的氨水浓度高达95%，预蒸馏工艺中氨水板上氨水浓度为89%，因此预蒸馏工艺加上一吸外冷却器，使一吸塔操作稳定性大大提高，对工艺和操作人员来说，易控制一吸塔的操作。一吸外冷
35、却器列管中设置麻花铝棒，以增加冷却水在列管中的湍流速度，提高传热系数和冷却效率。3.1.3 采取措施改善系统水平衡条件各工艺设备上端都设置精馏段，其目的是使进入一、二段吸收的气体通过精馏工艺后水蒸气夹带量减少。预蒸馏塔本身就是一个有精馏段的设备，二分塔不论采用塔板或填料都设置精馏段，解吸塔设置解吸冷凝器，冷凝回流液送至第一块板上；一吸塔顶部氨水进入3#板，回流氨加至1#板，在3# 板上氨水浓度为 89%，因此上部需有2块精馏板。预分离工艺时，氨水进入2#板，其浓度为95%，其上只需一块精馏板。3.1.4 所有加热器均为升膜式列管加热器设计物料在进入加热器之前均达到沸点状态，进入升膜式列管中，以
36、拉膜式状态上升，使 K 值提高，加热器面积可减少。一分加热器列管底端又加有节流孔，这能使尿液均匀分流到各列管中，又因尿液通过节流孔后，在管中升膜速度加快，提高了传热系数，从而既节省蒸汽用量，又可降低在该段的缩二脲生成量。有节流孔后，如二次空气不带油，则合成塔的腐蚀产物及油污等不积聚在一分加列管中，而积聚到二分加的列管中。这与中型装置一分加列管没有节流孔，产生积垢的情况刚巧相反。改为预蒸馏工艺后，一分加的面积利用率提高。在同样面积下，一分加生产能力可增加60%。3.1.5 蒸发系统不设置升压器蒸发二表冷原用氨冷代替水冷，吨尿冷冻量为209251 MJ。在南方夏季雨天气候条件下，二段真空度可抽至指
37、标（0.0067 MPa） ，尿素水分达到一级品指标。北方大多数厂循环水温度低，又改用水冷代替氨冷，这样可节省一台冰机（60 kt/a 生产量时） 。南方厂后来也都改用水冷，二表冷面积和一表冷相同。笔者按中型厂的冷却水流程加以改进后，即循环冷却水先经二表冷再至一表冷，以加大一、二表冷循环水量，在没有升压器的情况下，二段真空度也能达到设计指标，这种冷却水流程在装置增产过程中也起了很大作用。1评分人数o eddy-8280103:感谢分享， 加分鼓励！_ 化工币 + 20TOPchfr助工 中级帖子103 积分193 化工币1169 魅力0 阅读权限40 注册时间2006-4-24 最后登录201
38、0-8-3 4楼发表于 2009-3-3 07:56| 只看该作者3.2 预分离预蒸馏工艺在小尿装置上的应用预分离预蒸馏工艺在小尿素装置增产节能技改中，发挥了巨大的作用。因小尿装置中有一吸外冷却器，笔者在某厂的技改中，使用预分离器后汽耗由1380 kg 降到1280 kg。3.2.1 预分离预蒸馏工艺节能的原理（1）预分离器安装恰当，可分离出53%的过量氨（约占一分气总量的50%） ，单独流至一吸外冷却器，使一段分解系统的压力下降，有利于一段分解，则经过一分加的液体量也减少了一半，因此能节省一分加的汽耗。（2）改变了原预蒸馏气相组成，其 NH3/CO2由原来的8.03下降至3.94，而 CO2
39、含量 由10.4% 上升至18.6%；气相 NH3/CO2下降，热利用段液相的 NH3/CO2也随之下降，这意味着溶液沸点上升，于是就提高了换热段的温差，增加了换热量；又因 CO2分压上升，在热利用段增加了吸收 CO2的推动力，则甲铵生成冷凝热增加。在小尿素装置上，二甲液中 CO2含量为16% 18%。笔者在增产幅度大的装置上将二甲液 CO2含量又降至14% 15%，这样更强化了吸收液的吸收能力，因此一蒸加热利用段的热能回收率上升，一蒸加的汽耗进一步下降。（3）含有92% 气氨的预分气到一吸外冷却器中，与一蒸加热利用段后预蒸馏气反应，能将预蒸馏气中残余的 CO2充分吸收，反应热由一吸外冷却器的
40、循环脱盐水移走，回收的这部分热量都在界区外利用，如送2.5 MPa 锅炉使用，使锅炉产汽能力上升；有的在铜液加热器循环使用，节约蒸汽用量；有的厂用于溴化锂制冷设备，冷水用于冷却尿素装置的二表冷及合成氨系统冷却排管，使夏季时合成氨系统不减产。安装预分离器后，按预分气和预蒸馏气两气分流的原则，在各自的热交换器内充分发挥其各自气相组成的优势，使一分气中的 CO2量在一吸塔前沿的两个吸收设备中被吸收80%85% ，大大地降低了进入一吸塔的 CO2量，此工艺发展至今天，一吸塔的吨尿回流氨量下降至0.25 m3。3.2.2 此工艺的效果（1）在同样生产负荷下，增设预分离器后，由于预分后液相量下降，则一分加
41、的汽耗下降，又由于一蒸加热利用段和一吸外冷却器的热能回收率上升，使吨尿汽耗由1380 kg 降至1280 kg，此时一吸塔吨尿回流氨量由0.6 m3下降至0.35 m3。（2）若利用好一蒸加热利用段和一吸外冷却器，在增产节能中将发挥重要作用，所以增产幅度较大的技改，笔者就增加一蒸加热利用段面积和一吸外冷却器面积，这是一举三得的措施：增加了一段吸收CO2的体积和一段的蒸发能力，同时热能回收率上升，使吨尿汽耗降至1180 kg，一吸塔吨尿回流氨量降至0.25 m3。（3）用此工艺在增产技改过程中，一吸塔及氨冷凝器等不必作任何改造，因增加的 CO2在一吸塔前的两个外沿吸收段中被吸收了85%。（4）以
42、一分加热器为例，用了预蒸馏工艺后，原94 m2的一分加，设计能力为180 t/d，此是按预分离工艺计算的面积，但实际可增产60%，即产量可达320 t/d。改用预分离预蒸馏工艺后，可日产350 t，若系统再串一个等面积的一吸外冷却器（71 m2 ） ，日产可达400 t 以上。3.2.3 该工艺能发挥作用的关键一是安装好预分离器，使预分离器的效率尽可能达到设计值。预分离器若在设计压力1.7 MPa 下运行，能分离出过量氨的53%，使预蒸馏气相组成有较大的改变，从而在各自热交换设备中发挥作用。在实际装置中，压力易大于1.7 MPa，即经过一个一吸外冷却器后进入一吸塔，此时压力为1.75 MPa。
43、为此设计预分离器时，其容积大小应与产量相适应，同时气相管径和预蒸馏气相管相同，与生产量亦相适应，保证在运行中不增加预分离器的压力。安装时与预蒸馏塔有15 m 以上的位差，则在气相管上不必装压力控制阀，而预分气相不带液，预分离液能顺畅流到预蒸馏塔内。二是两气分流的原则。预蒸馏气按原流程，经过一蒸加热利用段，再进一吸塔冷却器；预分离气只经一个外冷却器，这样发挥各自气相组成的特点，在不同换热设备中发挥不同的作用。有的工艺在两气流程中串入一至二个换热设备，则大大提高了一段分解系统压力，预分离就没有应有的效率，一段分解率也受到很大影响。3.2.4 笔者在此处的贡献笔者在小尿素装置上开创性地应用预分离预蒸
44、馏工艺，使水溶液全循环工艺技术处于国内领先的地位，在不少生产规模大的装置中汽耗已经降到1100 kg。而且可以说这在福建永安尿素装置1997 年120 kt/a 时就已实现。笔者所获得的汽耗值，都是在该厂装置上一步一步改造达到的。（1）在该厂第一次用好了预分离器后，在同样120 kt/a 装置上，汽耗由1380 kg 降到1280 kg。（2）增加一蒸加热利用段面积，这样增加了热能回收率，在同样负荷下，汽耗降到1180 kg。（3）增加闪蒸加热器，相当于三段蒸发模式，使闪蒸后尿液温度由95 上升到 105 ，节省了一蒸加热器的汽耗，使吨尿汽耗降至1100 kg。闪蒸加的热源利用高压蒸汽冷凝液的
45、余热，将其先接入新设置的中间膨胀槽，闪蒸出的0.6 MPa 蒸汽用于闪蒸加，闪蒸出的汽量与闪蒸加所需热量应平衡。该厂由于生产能力提高至200 kt/a 时，回收热能的技改工作未能同步实施，汽耗反弹至1200 kg，深信回收热能的技改完成后，可以降到1100 kg。笔者开发成功该节能技术，是在充分认识该装置具有增产节能的潜力，充分发挥中压系统多回收甲铵反应热的基础上实现的。安装好预分离器是第一位的，没有好的预分离效率，就没有充分的热能回收功能，也就没有降低汽耗的作用。不论在大型还是中型尿素装置上，采用容积与生产能力匹配的预分离器，增加相应的一蒸加热利用段和一吸外冷却器面积，同时增加相应的脱盐水循
46、环量，就可以取得1100 kg 汽耗的效果。个1100 kg 汽耗的另一前提，是尿塔转化率必须有67%，因此增产后要使转化率不降低，必须同步改造合成塔内件或增加新尿塔等，如改造后的转化率大于67%，汽耗会进一步下降。多种气室型的高效塔板，液体折流式高效塔板，都为尿塔提高生产能力，转化率维持在67%或以上，提供了有力的技术支持，这是国产化水溶液全循环法尿素工艺装置技术进步的又一体现。4 高效回收热能的改良型水溶液全循环尿素新工艺从我国开发了预蒸馏工艺，又创新预分离预蒸馏工艺过程看，汽耗是逐步下降的。归纳这两个工艺流程能降低汽耗的关键是，不断降低一段分解的汽耗（预分离工艺 时，一分加的汽耗占总汽耗
47、的60%） ，提高一段吸收的热能回收率，因此这也成为笔者开发新工艺的主导思想。4.1 能回收热能的关键部位在第一步的节能技改中，只是将一段甲铵分解后所产生的 CO2气在一蒸加热利用段和一吸外冷却器中的热能回收率提高，达到了85%，进一步的热能回收工作，需要抽出原进入合成塔反应的部分CO2，送入需高位热能的一段回收设备中，即在一分加热器增设热能回收段，以降低一分加的汽耗，以及增加原一蒸加热能利用段的面积，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300 kg，使吨尿汽耗由现在的 1100 kg 降至800900 kg。本新工艺使用了笔者与湖南省化工设计院合作的两个实用新型专利：
48、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4.2 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甲铵循环量增加，在工艺物料衡算时，必须注意以下两个工艺条件。（1）入塔 H2O/CO2不超过0.85，这样必须将一、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，在中压段的换热设备中回收其反应热以降低汽耗。（2）甲铵液组成与传统工艺保持一致，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。入塔甲铵液仍在95 ，这样不会使甲铵泵缸体及其内件腐蚀加剧。因此入塔 H2O/CO2保持在0.85，是本
49、工艺的关键指标。目前国内的各种尿塔内件，在 H2O/CO2为0.65工况下，转化率最高纪录为68%（生产强度在15以上） 。本工艺由于一段甲铵循环量增加，入塔H2O/CO2增至 0.85。在此工况下，要使转化率不低于70%，必须设计新的成塔内件，以确保高 H2O/CO2工况下的转化率在70%以上。4.3 设计新尿塔内件的指导思想设计等温型的尿塔内件，三物料以 NH3/CO2小于3进入在塔内设置的列管式反应器，该反应器也是热交换器，此设备固定在塔顶大盖上，反应物由中心管移至塔下部后，由塔底补入液氨，使 NH3/CO2为4.24.3 ，平衡反应热。调节塔底温度不高于188 ，以提高转化率，为此仍利用现塔内已有的高效塔板，稍作改造后使用。本塔内件的结构，使塔顶底温差缩小，真正成为等温型的尿塔。5 结束语水溶液全循环工艺虽然是上世纪60年代的技术，国外早已淘汰，但由于我国对尿素工艺的研究和开发均以此工艺为主，因此在工艺设计、设备制造、操作和生产管理方面积累了丰富的经验，已有汽耗为1100 kg 的装置。进一步回收热能，使汽耗降到900 kg 的工艺也将出现。因此中国式的改良型水溶液全循环法尿素新
