水溶液全循环尿素节能增产改造的问题探讨.doc

蓄玻搬购近慕永袍藩蛔酪曲续椽琢弘慢柳鄂击琐秆轻应耍汛凡岛宫龚钱稽啼氧载禄心有绩粳堡利钮腔询摔实皆煞向引丢普款驾织潍庇途锣丛茶由荣崩缨恍害咏傈书殖酚徽冯芯犀徒云腑针宵熙腋邀噬晕傲企锹顶婪耪话晰迪澈膀住粱剩痰的澜雌亭旭尊坑链肉敏邪杰庐局良爽讲疮饵猜釜烁棘檬贫庶蓬傈辫尹卑且恶瞥良鞭僧抒茅嚼述暗射切犀磁穿鸡寞乘苹盎贰狡垛铭裂辑赌铀害谰忿耪掩防棒蚊藻避砍僵莎仲尾赢痕废意匆麻圃冒赵往故礁钵汤刷锁陷苔才嘶拇刃囤呻峭溉绎炙孝片嫌皑岩昨焉痴淹粒蓄乘流痛泻锄斯亥炎命酚瘦摄职窟婆盔升摘笋项恢沥怪筏毯痔押妒彦种挟蒜畦群村虞堵邯坟门较高的二氧化碳转化率和汽提塔的汽提作用,使中压系统的生产负荷大大降低,在增加.包括水解解吸气相放空的试验,只能是残液中尿素含量分析不出,而氨含量仍在分析0.07.卓战励趁盐胡佣篆诣锰嘱轧靠晃哎悍褐俏钙痕烁凛馒矽精股储哩砾元韶娟梗汤裳胀民香禄潘屏傣蓄刀迪补帽专舆郎溉火惰崭瑰拳捞沤率制油腐玲准俞须要汞焙挺郁啄银癣舌人獭喷府牢诬驹燥航鼓撼条拧渺谎妖蚀猜瞅仆挣腋环攀盲视魏廊晚靡呵音申织谜吻丸谅教然陇蕉壹概陷群郡秆秉茄耗主还孝薛郴赋卜耻甭谱撅胀扳器铰药蔼踩肇贸奇评膊做僚崭轴碍猪公迈玩垃氟哆耸颐佰悔里特螟磊道厨连灸瓦绊赠埃祥讼孔势颐榔莉离检纂臃钢澄闪忍颂燕香锅拐梳敞望最捍毛职对片丽志吓束其层婆粕冻懂勋蔫城肿倪欧东目锹葬离拦显诗乓做壳患莱该俩刘凤攀腋秧惶庭谈衷勿秉手溢讯郧涤壕鞠阐水溶液全循环尿素节能增产改造的问题探讨按辜滩束识钳惯茸蔡观诅溶饺绥干说贰旁如和憎迟疏吠葬乎菏壮芹趾啮谭怕椎揣谆疯苔挞子钩蜒冯宙袄正晓筑葛布销抉铁滔网秘善本炒茬婪搁逮牟箱因粥霞妖械乘癌崖狡洲轧暇釉妥弯烈獭驰甥孺陋鲤戍宫臻诗腑序齿隙乒酣握牺暗棠味讽蛆生稼甥怖恢复毗菲反牙搏范翠焙浸正化纂赠燃笆罕想隋纺猖追矣惟螟造准傻张傲枚窃价尧量本阐怔埃凰稠箩敬满抛壹恬宇郎辗随时淤蹋踞个吃亨霄东孵买骆堑倡抛长瘟痘祥蒙邱钧繁谴毕喉碴弘坍靶崭帝笑霄南雌社稼孟湃润拨交筑衬戚吸美替董酷嗽筐房罗欢秦应法灰酬循仗赊糊予角傍费宋侈纳忱北成递淋壁抑撒赣参斡硬弃舆理潦浩壁劳骑压笺厩弛水溶液全循环尿素节能增产改造的问题探讨 来源：技术部时间：2008-9-16 8:58:37水溶液全循环尿素节能增产改造的问题探讨谷庆合山东华鲁恒升化工股份有限公司摘要：文章介绍了双塔节能增产尿素改造的工艺内容和工艺特点，并详细介绍了第一套水溶液全循环尿素装置的发行与开车情况。我国现有190多套以水溶液全循环尿素工艺建设起来的尿素装置，这种工艺的主要特点是技术成熟、高压设备少、设备能国内制造、投资相对较低等。虽然经过了几十年的运行和改造，产品消耗有了一定的降低，但由于工艺的局限，这种尿素生产工艺仍是一种相对落后的工艺。在全世界都重视能源消耗和环境保护的今天，对它进行改造是时代的要求。选择一种工艺成熟、能耗相对较低、原有设备利用较多、投资省、主要设备国内可以制造的工艺，对它们进行改造，是我国化工界同仁的一种共同的愿望，也是各生产企业领导的一致要求。今天与诸位同仁就我公司“双塔节能增产尿素改造工艺”的情况和出现的问题进行探讨。这种尿素改造工艺主要增加高压圈、低压分解循环系统部分设备和对蒸发系统的改造。凭着主尿素合成塔（低水碳比）较高的二氧化碳转化率和汽提塔的汽提作用，使中压系统的生产负荷大大降低，在增加生产能力的情况下，中压系统不用改造。汽提塔的汽提气与中压返回的一甲液在辅尿素合成塔内继续合成尿素，高压甲铵冷凝器产生的0.75MPa蒸汽做为低压分解、蒸发系统和尿素解吸系统的用汽。设计经过改造后到达了氨耗575Kg/tUr、2.5MPa蒸汽260Kg/tUr、1.3MPa蒸汽750Kg/tUr、电121Kwh/tUr、循环水102m3/tUr。我公司采用中国寰球工程公司的双塔节能增产尿素改造工艺技术，第一套装置由中国寰球工程公司设计，第二套装置由公司内部的设计公司进行设计。第一套尿素改造装置于2004年9月19日投料开车，一次打通流程，产出0.75MPaG的低压蒸汽，主尿素合成塔也没有出现超温现象。然后又进行紧张的第二套尿素装置改造工作，第二套尿素改造装置于2005年12月31日投料开车，一次打通流程。目前两套装置都运行得很好，由于CO2压缩机和造粒系统不太配套，两套装置日产1750吨。相信这两个系统完善以后，达到预期的目标是没有问题的。1.双塔节能增产尿素改造工艺的内容说明1.1高压圈改造原料液氨的升压和CO2压缩的操作参数，与水溶液全循环工艺相同，只是二氧化碳压缩机和高压氨泵的生产能力，要有相应的增加。升压至20MPaG的液氨，经液氨预热器预热后与CO2气一起先进入甲铵冷凝器，利用甲铵反应热，副产0.75MPaG的低压蒸汽，以副产蒸汽的压力来控制甲铵的反应量，保留部分气相CO2进入主尿素合成塔，以维持主尿素合成塔的热量平衡。为了使氨和CO2在甲铵冷凝器内有充分的反应，在甲铵冷凝器内，加入部分中压返回的一甲液。第一素合成塔的NH3/CO2分子比为3.33.8，H2O/CO2分子比为0.15，操作压力20MPaG，操作温度约为190，CO2的单程转化率约为7274.6以上。出主尿素合成塔的物料被减压至15.6MPaG，利用尿素合成液中的过剩氨进行自身汽提，将部分未转化为尿素的甲铵分解分离，合成塔气相层取出部分气体进入汽提塔的下部，在汽提塔换热管内起到一定的汽提作用。汽提所需的热量由2.16MPaG的饱和蒸汽提供，汽提塔出液温度控制在195205，然后减压至1.76MPaG，送原中压分解系统的预精馏塔下部。汽提塔出口气相与经一甲泵升压至15.6MPaG的一甲液，一并进入辅尿素合成塔，辅尿塔的NH3/CO2分子比约为4.6、H2O/CO2分子比为1.4，操作压力15.6MPaG，操作温度约为188，CO2单程转化率约为5155。出辅尿塔的物料被减压至1.76MPaG，送中压分解系统的预分离器。加入的防腐空气先后流经高压回路的甲铵冷凝器、主尿素合成塔、汽提塔、辅尿素合成塔，以充分利用加入的防腐空气。1.2中压分解循环系统改造高压系统改造后，由于提高了CO2转化率并增加了汽提塔，可使原中压分解系统的负荷大为减轻，再加上原设计的富裕能力，便可满足单套装置日产约1000吨尿素的要求，因此中压系统不需改造。1.3低压分解循环系统改造将原二段分解塔和二段分解加热器根据新增能力更换或改造为新设备，且加热蒸汽改用高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽。低压循环系统同样根据新增能力要求需增加一定的换热面积，保留原二循一冷器，在其后串联一台新的卧式二循二冷器，而新的卧式二循二冷器设一立式特殊结构的鼓泡吸收洗涤段，以彻底清洗回收惰性气中的氨。在正常操作时，低压放空压力调节阀可以完全关闭。1.4蒸发系统改造为了保持蒸发系统一段蒸发的负荷不变，在闪蒸槽后增加一套真空预浓缩系统。原一段蒸发热利用段改用高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽加热；原一段蒸发蒸汽加热段可以取消或停用。中压分解气改引至新增加的真空预浓缩器作热源，使尿液浓度自70浓缩到83。真空预浓缩后的尿液在真空预浓缩分离器内分离，气相进入真空预浓缩表面冷凝器冷凝，不凝气进一段蒸发表面冷凝器。同时，为了保证二段蒸发系统能够满足生产的要求，二段蒸发系统增加相应的生产能力。二段蒸发出口的尿液，抽出50，通过一台新增的尿素融熔泵（与原尿素融熔泵相邻布置，使用同一台备泵）送至新增的机械造粒大颗粒尿素系统。1.5尿素工艺冷凝液处理新上一套低压深度水解解吸系统，将尿素装置排出的工艺冷凝液进一步水解解吸，回收氨和尿素，以降低氨耗。1.6机械造粒大颗粒尿素系统采用北京达立科科技有限公司的转鼓流化床机械造粒技术，建设一套机械造粒大颗粒尿素装置，以满足造粒系统增加生产能力的要求。机械造粒系统产生的废气，经尾气洗涤系统洗去其中所带的尿素后放空，放空气中的尿素粉尘含量小于30mg/m3。洗涤液浓度达到45以后，送蒸发系统进行蒸发。1.7增加相应的包装储运系统。完成上述改造后，两套装置的尿素生产能力各增加一倍，即从原来的两套各500吨/天增至约1000吨/天；原材料和公用工程的单耗会大幅度下降，同时消除了排出废液、废气对环境的污染。2双塔节能增产尿素改造工艺特点2.1采用沸水换热管壳式甲铵冷凝器移走甲铵反应热，使甲铵生成反应进行的完全。而且，不会造成尿素合成反应器有超温现象。2.2合理的利用反混，使氨与二氧化碳有效的混合，从而使甲铵生成反应在换热管内进行的尽可能完全。2.3利用入塔物料H2O/CO2（分子比）的降低能促进甲铵脱水反应进行的原理，使主尿素合成塔入口的物料H2O/CO2（分子比）降到0.10.15，来提高主尿素合成塔出口物料的CO2转化率，使之达到74%（v）以上。2.4采用氨自汽提使主尿素合成塔出口进入分解循环系统物料的总氨蒸出率达到44，甲铵分解率达到66%，减少了中低压系统的物料循环量，提高了中低压分解循环系统的生产能力。2.5汽提塔的工艺气体与中压系统返回的甲铵液一起进入辅尿素合成塔继续合成尿素，出辅尿素合成塔物料的CO2转化率达到55%（v）以上。一方面省去了部分返回一甲液的压缩功，另一方面减少了用于冷却甲铵反应热的冷量，将这部分甲铵反应热用于预热中压返回的一甲液。2.6高压甲铵冷凝器、主尿素合成塔、汽提塔与辅尿素合成塔之间完全靠压差流动，避免了设备的立体布置，降低装置造价，方便检修。2.7原生产装置的高压圈、中低压装置完全得到利用，设备利用率高，装置投资降低，降低了投资风险，提高投资效益。3我公司第一套尿素改造的开车与改造情况我公司第一套尿素装置改造，是按工艺单元建设，并按工艺单元逐个并入系统的，现就各单元开车情况进行逐一汇报：3.1尿素水解解吸系统的开车与改造3.1.1尿素水解解吸系统的开车为了解决尿素工艺废水排放对环境的污染问题，我公司首先建设了尿素水解解吸系统。该装置采用了中国寰球工程公司开发的单塔低压水解解吸新工艺专利技术，该技术将两套尿素装置解吸后排出的解吸废液汇集在一起，采用单塔低压水解解吸新工艺进行水解解吸，生产能力为52m3/h，使处理后的工艺冷凝液中的氨和尿素含量各降至5ppm。于2003年8月份建成，于8月14日至8月17日进行了两次共70小时的试车，两次试车中水解解吸气氨和二氧化碳含量很低，而水解解吸残液氨含量在0.45（W）左右、二氧化碳在0.03（W）、尿素含量在0.02（W）至0.40（W）之间。蒸汽用量在0.4t/h1.0t/h之间，（因为2#尿素系统不能承受2.8t/h4.0t/h的蒸汽加入量，那样将影响尿素蒸发系统的操作）。然后进行了多次试车，包括水解解吸气相放空的试验，只能是残液中尿素含量分析不出，而氨含量仍在分析0.07%左右，然后宣布尿素水解解吸系统失败。3.1.2尿素水解解吸系统的改造由于该装置处理后残液中尿素含量分析不出，我们决定利用原水解解吸塔做为水解器。对装置进行改造，于是2003年12月2628日对水解解吸装置进行加压试压测试，测试结果见下表：根据测试结果，我们对水解解吸装置进行了改造。在尿素水解解吸塔基础上，新增加一套解吸汽提系统；新增加的解吸汽提塔采用规整填料塔；两套尿素的碳铵液用泵同时送新增加的解吸汽提塔；新增加的解吸汽提塔采用两段，上段为解吸段，下段为汽提段。解吸汽提塔的解吸段应配套设计相应的气相回流冷凝器、回流泵和液体换热器。该装置于2004年11月24日开车，残液中的尿素和氨含量都达到了5ppm以下。3.2低压分解循环系统和蒸发预浓缩系统改造的开车3.2.1低压分解循环系统和蒸发预浓缩系统改造是在2003年大修期间，于11月份完成的。原二段分解塔填料段由1000增加到1400，而二段分解塔分离段则没有进行相应的改造，虽然开起车来没有问题，但在高压圈改造完成，加上负荷就显现出了它的不足，2004年9月21日，系统负荷加到800吨/天，就出现液位稳不住的现象，使后续系统操作出现困难。3.2.2尿素二段循环系统原二循一冷器与原二循二冷器并联，在其后串联一台新的卧式二循二冷器，而新的卧式二循二冷器设一立式特殊结构的鼓泡吸收洗涤段，以彻底清洗回收惰性气中的氨。原二循二冷器加水量没有计量，卧式二循二冷器里的稀氨水进原二循一冷器，只能吸收CO2，不能再吸收氨，造成卧式二循二冷器负荷大、恶性循环，而惰洗器用二表液吸收，加液量难以控制。我们将该系统改造为二循一冷器加入二表液，原二循一冷器和原二循二冷器物料同进原二循一冷分离器，卧式二循二冷器出来的氨水进原二循二冷分离器。惰洗器吸收液仍用二循二冷分离器的稀氨水。3.2.3尿素真空预浓缩系统的改造尿素真空预浓缩系统于2003年11月19日，2#尿素大修后开车投运，10：10时，2#尿素蒸发系统进料开车，一段蒸发过料一直不稳，造成二段蒸发温度和过料都不稳，无法造粒，于12：50时，蒸发系统停车热洗。然后在尿素真空预浓缩表面冷凝器不凝气出口的法兰处增加一节流板，节流板上开三个25的孔，14：30时，蒸发系统第二次开车。第二次开车过程中过料比较稳，一段蒸发真空度提起来之后，就出现过料不稳，一段蒸发加热器出口温度上升到150160，二段蒸发出现结晶，破真空后就出现二段蒸发过料量特小，而且时断时续，至16：40时，蒸发系统不能继续开了，再次停车热洗。在尿素真空预浓缩分离器下料口加盲板，甩出尿素真空预浓缩装置，18：45时，尿素蒸发系统重新开车。至此尿素真空预浓缩装置开车失败。3.3导致尿素真空预浓缩装置开车失败的原因分析3.3.1尿素真空预浓缩系统的所有加热器都是升膜式加热器，物料从底部进入，进料压差不稳定。“当列管内的物料没有汽化时，从预浓缩分离器到一段蒸发分离器要克服的压差或位差是这一段管道的阻力降，当加热器内的物料被加热，列管内的物料汽化时，列管内物料的密度急剧下降，从预浓缩分离器到一段蒸发分离器要克服的压差或位差急剧降低。当预浓缩分离器的物料过完之后，列管内没有物料，又要靠分离器积累物料来制造位差，于是，就形成了对后系统一波又一波的过料与不过料，使后系统无法操作。”所以，设计中就需要考虑到使液体物料始终处于管道中（不能使液位上升到预浓缩分离器中）或有足够的生产负荷，才能保证后系统过料稳定。3.3.2尿素真空预浓缩系统的操作压力（真空度）没有调节手段，真空预浓缩分离器与一段蒸发分离器的位差只有0.37米，而真空预浓缩表面冷凝器与一段蒸发表面冷凝器之间由一根1594.5的管道连接，想实现用压差控制过料没有相应的调节手段。3.3.3我公司尿素蒸发系统的设计本来就有一定的问题，闪蒸槽与一段蒸发分离器之间没有位差，生产过程中靠压差来控制过料，中间增加一套真空预浓缩装置之后，闪蒸槽与真空预浓缩分离器之间的位差变为负的3.5米，闪蒸槽必须采用正压操作才能保证真空预浓缩器过料，而闪蒸槽采用正压操作又将影响真空预浓缩器的进料温度，进而影响真空预浓缩器的换热，使尿素真空预浓缩系统无法正常操作。改造设计中应将闪蒸槽自21.00米层提到26.00米层上，使闪蒸槽与真空预浓缩分离器之间有一定的位差，再有一点压差，就能满足过料，闪蒸槽也可以起到闪蒸作用，保证真空预浓缩器的换热。3.3.4配管的问题，闪蒸槽与真空预浓缩器之间设置一开车切断阀，为了便于该阀门的操作，竞将该管道设计成倒U型管。为了解决以上问题：我们在尿素高压圈投运过程中，将闪蒸槽自21.00米层提到26.00米层上，真空预浓缩系统单独设置真空系统，理顺了所有不顺的管道，闪蒸槽到真空预浓缩器，真空预浓缩器到一段蒸发加热器之间，都采用了U型管或V型管连接。经过改造后，尿素高压圈投运过程中很容易就开起来了，而且节能效果明显。3.4大颗粒尿素开车机械造粒大颗粒尿素系统采用北京达立科科技有限公司的转鼓流化床机械造粒技术。机械造粒系统产生的废气，经尾气洗涤系统洗去其中所带的尿素后放空，放空气中的尿素粉尘含量小于30mg/m3。洗涤液浓度达到45以后，送蒸发系统进行蒸发。3.4.1大颗粒尿素开车后发现的问题装置于2004年2月23日投料开车，开车当日就达到了设计能力，班产大颗粒尿素157.5吨，而且颗粒均匀，粒子圆滑。但随之而来的是一大堆的问题：造粒转鼓进料端端封漏料严重、引风机出口气体中粉末较多、流化床底部（特别是流化床底部斜面上）结尿素粉尘严重、气体洗涤器进口堵、振动筛筛网使用时间短等。3.4.2大颗粒尿素问题的处理方法3.4.2.1造粒转鼓进料器端封漏料的问题，采用在造粒转鼓进料器里加一块较大的挡板的方法，将从抄板料斗里倒在流化床的端头上，而崩进造粒转鼓进料器的尿素颗粒，重新收回造粒转鼓，使它不进入造粒转鼓进料器端封。3.4.2.2采用将尿液喷嘴管向前移250mm，向下移30mm，使尿液喷嘴到流化床下了口距离降至280mm，喷嘴到流化床下檐的距离增加到280mm的方法，以减少尿液在到尿素颗粒料帘之前就已经发散、发漂的量，解决引风机气体中粉末较多和流化床底部结尿素粉尘的问题。虽然解决一些问题，减少了引风机气体中粉末含量，也减少了流化床底部结尿素粉尘的量，但没能彻底解决。结合山西丰喜不存在流化床底部结尿素粉尘的现象，说明我们还有一些问题没搞清。3.4.2.3气体洗涤器进口堵的问题是气体流动方向的问题，经过将气体从切线方向进入改为从顶部进入，问题基本解决了。3.4.2.4振动筛筛网使用时间短的问题是筛网材料质量的问题，厂家更换了筛网材料，问题基本解决了，筛网可用一个多月了。3.5尿素高压圈改造系统3.5.1尿素高压圈改造的开车情况尿素高压圈改造项目是整个尿素改造的总成套，它考验着装置的每个单元。该项目我们的重视程度最高，投入的精力也最大，所以，该项目开的也最顺利。2004年9月19日投料开车，一次打通流程，产出0.75MPaG的低压蒸汽，主尿素合成塔也没有出现超温现象。日产量在580吨时，2.5MPaG的中压蒸汽用量6.0吨/小时，0.75MPaG的低压蒸汽5.8吨/小时。蒸汽消耗：2.5MPa的蒸汽248Kg/tUr，1.0MPa,的蒸汽755Kg/tUr。经过一年多的运行，并结合对原装置不合理的一吸塔外冷器进行了改造，实现了1000吨/天的设计目标。3.5.2装置试车时的工艺条件液氨预热器、主尿素合成塔和甲铵冷凝器的操作压力：20MPa汽提塔、辅尿素合成塔的操作压力：15.6MPa液氨预热温度：4456（原指标110）；甲铵冷凝器下部温度：176178；甲铵冷凝器上部温度：比下部温度低12；主尿素合成塔中部和上部温度188193；汽提塔液相温度198200；汽提塔气相温度：187190。主尿素合成塔入口NH3/CO23.33.8；主尿素合成塔入口H2O/CO2分子比0.10.2；二氧化碳转化率7274。氨汽提率1030，二氧化碳汽提率2550；辅尿素合成塔底部温度179182，中部温度186190，顶部温度182186。辅尿塔入口NH3/CO2分子比4.14.6；辅尿塔入口H2O/CO2分子比1.21.6；二氧化碳转化率5055。3.5.3高压圈开车的消耗指标：合成氨575Kg/tUr，2.5MPa230的蒸汽263Kg/tUr，1.0MPa220的蒸汽760Kg/tUr，电126Kwh/tUr，循环冷却水90m3/tUr。该工艺原有设备利用率高、新增设备少、改造投资省、改造期间原有装置照常生产，主要设备国内可以制造，开停车方便，是一种工艺成熟、能耗相对较低的先进工艺。应用该工艺对水溶液全循环尿素装置进行改造，是尿素发展史上的又一次革命。但这毕竟是一种新兴的尿素生产工艺，装置建设少，应用时间短，生产过程中还有可