国内外尿素工业发展综合评述.doc

16国内外尿素工业发展综合评述施树良 邹晓岱上海科奕化肥工程技术中心 200062上海国利机电工程有限公司早期的尿素产品，多数用作化工原料，需求量不大，故发展缓慢，再加之尿素生产过程中工艺介质的强烈腐蚀性，成为工业生产的重大障碍，3050年代工业化进展甚微。50年代中后期，设备的腐蚀问题得到解决，未反应物的回收技术已被熟练掌握，大大地促进了尿素生产的工业化，各种水溶液全循环法相继出现，百花争艳，各放异彩。60年代中期以后，随着合成氨大型化技术的兴起，尿素的生产规模日趋增大，单套装置的日产量从500吨扩大到1628吨、1740吨甚至2000吨。作为肥料的使用，尿素呈现了良好的性能，大大地推动了农业的发展，随之也增加使用的需求量，从而促进尿素的生产。同时，世界能源价格较低，故当时开发的尿素工艺偏重于简化流程，装置大型化，将汽提技术引入工艺中，各种不同的汽提法生产工艺争奇斗艳，更促进尿素工艺的研究发展。此段时期，世界尿素产量突飞猛进，成倍的增长。70年代中期爆发了世界性能源危机，节约能耗以求降低生产成本就引起高度重视。于是国外著名尿素公司纷纷开发节能新技术，出现各类节能新工艺，如：意大利Montedison公司的I.D.R.法，日本TEC公司的ACES法，美国UTI公司的热循环法，瑞士Casale公司的SRR法及HEC法等。其后十年，世界尿素产量的增长虽然相对值较小，但其绝对值还是相当大的。80年代尿素工艺的流程开发工作趋于平缓，研究和开发工作的重点在于强化单元设备，环境保护，改善和提高成品质量等方面，随着实验手段的提高，计算机技术的加入，使尿素理论研究工作也有新的发展，从而又为尿素的工艺、工程的改进创造了良好条件。此类工作进行较为有效的是荷兰Stamicarbon公司、瑞士Urea Casale公司、日本TEC公司以及美国孟山都公司下属的Urea Technologies Inc.。进入90年代，尿素生产的工艺和工程二方面的工作都已取得了明显的效果。但随着能源价格的提高，尿素的需求量相对稳定，而作为世界尿素最大进口国的中国的市场需求量减少（我国尿素工业快速发展，自产尿素量增加），致使国外尿素工业发展缓慢，国外公司的工作着眼点转向于如何使已经获得工业化成果以及节能增产，提高和改进成品质量，并减少环境污染等方面，以求进入发展中国家，特别是中国市场。另外在提高操作的智能化和计算机运用上，也取得了较好的发展，80年代有关计算机在尿素工厂应用的论文发表数量极少，而目前各个仪表、电器公司在通过协作在软件技术上有了较大进展，从而也积极的采用各种方式向工厂推广使用。下表列出50年来世界尿素年产量增加情况，由此也能明显地看出尿素工业的发展。表1. 世界尿素年产量，万吨/年（实物）年份195019601965197019751980198519901999产量2015032493624804680580075508000下边表列出我国尿素的年产量，此表也能清晰地反映我国尿素工业发展的全貌。表2. 中国尿素年产量，万吨/年（实物）年份196519701975198019851990199419992007产量3.312.433.9650882.51060.81523.221004988.1我国尿素生产始于50年代，经历了理论研究、工艺探索、设计制造，嗣后采用了半循环法，而后又改进为高效半循环法。60年代自行开发成功和引进的碳铵盐全循环法的生产装置，建立了中型氮肥厂，尽管此法消耗比较高，工艺落后，采用此法建立的中型尿素厂（年产816万吨）有40多套，90年代建立的小型尿素生产装置有百余套。70年代引进了DSM公司CO2汽提法大型装置16套，引进MTC/TEC的改进C法大型生产装置2套；80年代又引进了意大利的I.D.R.法进行了泸州天然气化工厂的改造；河南中原化肥厂则引进了新氨汽提法建立了一套大型生产装置，采用该方法又建立了四套中型生产装置；近年来又引进了日本TEC公司的ACES法在陕西渭南建立了一套大型生产装置。除此之外小型生产装置也有CO2汽提法、ACES法，另外，我国四川曾购买了三套年产万吨的UTI法的二手装置，因此，我国已具备世界尿素新老工艺技术橱窗的条件。从前表可以看出我国尿素生产的两大飞跃：70年代后期引进装置的投运和中型厂陆续投产。这二者均系政治因素起了决定作用。1985年进口尿素量达到355万吨，我国既是世界上进口尿素最多的国家，也成为当时世界上消费尿素最大的国家。90年代百余套小型尿素生产装置投入生产，又出现第二次大的飞跃。最近10年尿素的产量又增加了2.37倍，起决定因素的是市场需求，然而其中也有一轰而上的因素。 目前国内已投运的装置特点评述及比较在我国投运的生产装置就其规模而言可以分为大、中、小型三类。大型装置年产尿素约5060万吨，通过技术改造尚有一些潜力可挖，中型装置的设计能力为816万吨/年，绝大多数尚在设计规模，技术改造很少，潜力没能发挥，小型装置设计能力为46万吨/年，近年来通过不断技术改造，单套生产能力达到300500吨/日，因此，如果中型装置不进行技术改造则中小型装置的界限很难再加以区分。就生产工艺而言，仍可分为传统水溶液全循环法和汽提水溶液全循环法二种，我们将对已经投运的各种工艺进行剖析，谈谈我们的认识。2.1 水溶液全循环法流程按此方法建立的生产装置占全国尿素生产装置总数的80%以上，而其生产能力还不到全国总产量的50%，中小型装置绝大多数采用此法，而大型装置仅有2套采用此法。目前能耗最高，节能增产潜力最大，技术改造最有前途的也是此类装置。表5. 几种不同的水溶液全循环法能耗表（吨尿素计）传统1法传统2法改良C法NH3提UTI蒸汽1.7吨1.6吨1.2吨0.9吨0.8吨电160度160度86度24.5度137.5度水140米3140米3155米399米388米3CO2转化率63%66%70%65%72%热利用率10%15%25%55%85%2.1.1 传统1和传统2全循环法的比较中型化肥厂沿袭了Stamicarbon的工艺流程进行设计，此流程虽然陈旧，但设备制造简便，以致90年代蜂拥而起的小型尿素厂绝大多数也采用这种工艺，但小型装置的设计作了一些修改，故而操作更稳定，能耗也有了一些下降。中型厂采用传统1法，小型厂采用传统2法。【传统1法】 采用了预分离流程，预分离气进入蒸发热利用段，无二甲液加入，仅利用显热和部分冷凝热，前期的合成塔内没有强调防止反应液的返混，故CO2转化率仅在64%左右，则蒸汽的消耗要高出200公斤/吨尿素。【传统2法】 在传统1法的基础上，设计单位经过精心考虑作了几个比较成功的改进。2.1.1.1 吸收塔采用一吸外冷器，并改进了原先的配管，甲铵泵进口由原来的外冷器改为吸收塔鼓泡段下部，稳定了一吸塔的操作。2.1.1.2到预分离器改成预精馏塔，降低了中压分解的气相带水量，顺便提一下，预精馏的工艺早在1965年南京永利碱厂尿素车间曾专题讨论过预分离和预精馏的比较，1964年东洋高压工程公司来华技术座谈时，在介绍全循环C法时，也专门就预精馏和预分离设备作了详细介绍，他们的设备和宁厂的精馏塔不一样，是将一段分解气进入预分离器中部，预分离器上部有几层塔板，合成塔出液进入预分离器上部在塔板上进行气液交换以降低中压分解气的气相带水量。采用预精馏流程比预分离流程少带水80公斤。2.1.1.3 参照国外流程将二甲液和预精馏气在一段蒸发热利用段混合，这样较多的甲铵生成热得到利用，仅此点就比传统1法节约100公斤蒸汽。2.1.1.4 尿素合成塔在初期设计中仅有折流板，没有多孔板，在总结了国内外的操作经验后，在后来的设计中增加了几块多孔板，经过生产实践，同样的生产强度I=10吨/天米3时，传统2法的CO2转化率比传统1法高出约3%。一般而言CO2转化率每提高1%，下游分解回收系统的蒸汽消耗能减少2030公斤，这样也可节省蒸汽约100公斤。所以目前小型尿素工厂的蒸汽消耗都能比原来的设计值低，与传统1法的生产装置降低200公斤，可以达到1.4吨/吨尿素，生产管理好的和技术改造见效的工厂可以达到1.3吨/吨尿素。2.1.2 改良C法与传统1法、2法的比较改良C法是一个很有特色的水溶液全循环工艺，有很多地方可供技术改造借鉴。此法与传统方法相比，在未反应物的分解回收处理原则上基本相同，但做了一些有效的改动。2.1.2.1 合成为了提高合成的转化率，一个有效的措施是降低进料的H2O/CO2，而H2O/CO2与系统的水平衡有关，在吸收塔内一甲液的组成要保证CO2的完全吸收，加入的水量首先要满足这一基本要求，另外还要使一甲液组成在熔点以上，以满足溶液的流动性。改良C法将一甲液组分定在H2O/CO2=1.36，操作温度在100，这样才能保证合成塔进料的H2O/CO2=0.37，但查得此时溶液已经已经接近熔点（结晶点），为此，在工艺流程将结晶的母液加入，由于尿素的出现，大大降低了一甲掖的熔点，使一甲液能顺利返回合成塔，同时由于H2O/CO2的降低，物系的平衡压也随之升高，为了提高反应速率，合成温度为195200，这样必定要提高合成操作压力，选择25MPa，这就是改良C法不同于传统方法的原因。没有结晶母液的返回，就不可能达到0.37的H2O/CO2。过去国内有人曾说，改良C法不错，如果能把尿液加工的方式变变就好，却不知改结晶法为再熔融造粒的尿液加工，就不可能建立起改良C法，这也说明，每个工艺都有其特定的核心技术，去掉了核心技术，就失去了该工艺流程的特点。由于转化率高达72%，就使每吨尿素分解未反应物少用200公斤蒸汽。2.1.2.2 中压循环系统中压分解中压分解采用精馏塔再沸器降膜加热器的组合形式，与传统1法的预分力加热器分离器的流程相比出口温度为123，比一分气160要比低了37，此部分显热的热量得到回收，同时又降低了气相的带水量（每吨尿素小于70公斤，而传统1法为165公斤），与传统2法的精馏塔再沸器流程相比，尿液在高温区（160）停留时间短了些，减少了副反应。与传统1法2法比较，改良2法的甲铵分解率和总氨蒸出率要高，去低压分解的NH3和CO2分别为每吨95公斤和25公斤，此值小于传统二法的每吨尿素135公斤和52公斤。中压吸收中压分解出气NH3和CO2生成热在吸收塔的外冷器中加热低压分解出来的溶液和加热热软水（用于液氨预热），其回收利用的程度是传统1法的两倍，此处比传统1法又要少用100公斤蒸汽。2.1.2.3低压分解约4%的原料CO2气体通入低压分解塔，既节约了CO2的压缩功（其量值不是很大），又使低压分解能在较低的温度下操作（比传统1法2法要低1015）。不仅能提高分解效率，还能降低副反应的进行。低压吸收也由于母液的加入降低了物系的平衡压，即使在0.25MPa操作也能维持。2.1.2.4 降低成品的缩二脲含量由于采取了结晶操作，缩二脲在母液中被带走，所以成品的缩二脲含量为0.3%，远小于所有方法0.8%的指标。改良C法采用了离心式甲铵泵，并且采用蒸汽透平，此技术很先进，但只能在产量大的装置中才能实施。通过剖析、比较，我们认为改良C法中有许多可以借鉴用于中小型尿素装置的技术改造中，我们“SHS”的改造工艺已经作了相应的设计，争取在一些管理较好的工厂内实施。目前已经和3个工厂进行初步交底，即将实施。2.1.3 UTI技术与传统方法的比较该工艺流程与传统方法比较极为相似，但该技术的CO2转化率高达74%，是现代工艺中转化率最高的，另外甲铵生成热的利用率高达85%以上，所以蒸汽消耗大大降低，比传统方法提高了一个层次。UTI的核心技术有二个：等温合成塔经过特殊设计的尿素合成塔使整个合成塔均处在190一个温度下，轴向、径向无温差，而传统方法的尿素合成塔在没有采用气室式塔板时，塔底的温度为183185，塔顶的温度为188190，上下的温差为5，采用气室式塔板后上下的温差为810，产量增大温差增大，若选用不太理想的塔板时，温差可以达到10以上。整个合成塔处于190的温度下，从反应动力学的角度来看甚为有利，UTI的尿素合成塔反应物料NH3（总量的70%）、CO2（总量的60%）、甲铵（经预热后）由塔顶进入分配盘，分别送入二组呈“弓”形的盘管，每组六根呈“十”字交叉，物料在盘管内反应放出热量与由塔下部上行的物料进行换热，盘管内物料在其末端进入合成塔下部钟罩式分布器，由此分布器流出与塔底加入的占总量30%的NH3汇合，继续反应，反应物料由下而上流动，从而完成整个合成反应，塔内的温度通过调整上、下二部分进入合成塔的NH3量分配以维持全塔能在190等温下操作。甲铵浓度自动分析仪此分析仪是测定二甲液的组成用的，根据二甲液的组成（主要是水含量），来调整全系统的水平衡，以达到控制进合成塔的H2O/CO2（合成进水量取决于一甲液带入的水，而一甲液的水组成取决于二甲液的水量），并且防止一甲液的结晶析出。在UTI的工艺中采用40%的原料CO2进入中压分离器，既节省了CO2压缩功，又提高了甲铵生成热的量值和品位。全流程的热利用通过中压分解的气体和经过了回流冷却器（为了降低中压分解气的气相带水量而设）二甲液混合依次通过第一加热器、第二分解器、甲铵预热器、液氨预热器而使得热量充分利用。流程中的液体分配器相当于传统流程中的预分离器。“SHS”的改造方案在很多地方与“UTI”相似，同时对等温合成塔进行过讨论，在本文后面将详细评述。我们认为UTI是对传统的水溶液全循环法进行改造（实践中要略做调整）最现实、最有效的方法之一。2.1.4 斯纳姆自汽提和传统流程方法比较我们一直认为，自斯纳姆将氨提改成自身汽提后，所谓的氨汽提流程，实际上是水溶液全循环法的一个演变，就象是改良C法，增添了一个8MPa的高压分解回收段一样，演变成全循环D法。故自此以后我们并不将该法并入汽提法之中，并借此机会将该法“正名”，所以在技术比较是将该法列入与传统方法进行比较。先叙述一下NH3汽提工艺的演变过程：第一代的NH3汽提是将NH3通入汽提塔，此时汽提塔出液的dNH3为3540%，而dCO2则为65%以上，但由于采用NH3，其易溶于溶液，有利于dCO2提高，而dNH3下降；由于NH3的引入，也要把作为汽提介质的NH3升温，增大了汽提塔的蒸汽消耗；NH2通过汽提塔、高压冷凝器，再进入合成塔，增加了合成塔温度控制的难度；通过降低压力和提高操作温度改变dCO2、dNH3达到全循环的水平衡。因此，该公司将此项技术在70年代改造成自身汽提。上海化工研究院在完成中压联尿工业化试验后，提出了采用等压加热器的技术进行改造，尿素合成塔出料进入等压加热器（与合成塔在同一压力下操作），将NH3和CO2从合成液中逐出，以气态形式返回合成塔，以维持尿素合成塔的热平衡，以改进中压联尿工艺需将甲铵和液氨加热到180而造成蒸汽消耗高的缺点，并通过小试验和工业化示范装置。通过上述二点介绍，我们可以将NH3提的流程看成在尿素合成通过上述二点介绍，我们可以将NH3提的流程看成在尿素合成塔后增加一个等压分解段和冷凝回收塔，以后是和传统流程几乎一样的1.85MPa（绝）、0.45MPa（绝）、0.035MPa（绝）的三段分解回收。与传统流程相比，该流程有以下几个特点：2.1.4.1 为了保持在高压圈的操作平衡即等压加热器氨自汽提塔的效率（甲铵分解率和总氨蒸出率）以及进合成塔物料的H2O/CO2，故操作压力定为15.6MPa，高于CO2汽提法，低于传统方法，这样既能保证较高的CO2转化率，又能保证分解效率。2.1.4.2 由于操作压力的提高，加上汽提介质的出现，只能提高分解温度到200以上，则一般的不锈钢材料无法满足工艺需要，只能选用钛材。2.1.4.3 该工艺是未反应的大部分的NH3和CO2在高压圈内循环。45%的NH3和63%的CO2在高压分解器分解回收，与传统方法比较去中压循环物料中平均每吨尿素减少710公斤NH3，减少300公斤CO2。2.1.4.4 此工艺甲铵生成热的利用也是比较好的，高压冷凝器副产蒸汽一部分用于低压分解，一部分用于其它部位。2.1.4.5 与传统方法相比闪蒸（0.035MPa绝压）分解采用加热分解，所以闪蒸液的尿素浓度为85%，比传统方法的72%要高许多，而闪蒸加热的热源为中压分解气的甲铵生成热，这样就比传统方法节约了150公斤左右的蒸汽。2.1.4.6 以液氨为动力的甲铵喷射泵，使高压甲铵液在高压圈内循环，因而高压圈的设备可以平面布置，降低厂房高度。作为对传统方法的改造，该法也是一种行之有效的方法。2.2 汽提法工艺特点及比较上面叙述了水溶液全循环法生产工艺中几个流程的特点，下面再介绍一下汽提法的几个工艺的特点以及和传统方法及相互之间的比较。NH2COONH42NH3+CO2Kp=PNH3PCO2=（PYNH3）2（PYCO2）=P3YNH32YCO2Kp=（2/3Ps）2（1/3Ps）=4/27Ps3两式联立，得：P=0.53Ps/（YNH32YCO2）1/3上式表明甲铵溶液的平衡压力与气相组成的关系，P是该溶液的离解压。若采用惰性气体进行汽提，则气相YNH3和YCO2均为零，由上式得知，甲铵离解压为无穷大。当单独采用NH3或CO2作为汽提介质时，则相应气相中YNH3或YCO2为零，离解压也为无穷大，由此可见，用汽提方法（无论使惰性气体或者单独采用NH3或CO2作为汽提介质）都可在任何压力下较多的分解甲铵液。依此原理，我们并不将斯纳姆流程视为采用汽提技术的流程，而将其称为四段分解的全循环法，否则所有的尿素工艺都可称为汽提法，就象CO2汽提、IDR、ACES都是以水溶液全循环法为基础的，而我们并不将其称为水溶液全循环法一样。汽提法根据汽提介质的不同建立了不同的工艺流程，如CO2汽提、第一代NH3提、IDR、及我国开创的具有实用价值的惰性气+CO2汽提、变换气汽提联尿流程。汽提法又可以根据不同压力建立汽提工艺，如以CO2为汽提介质，在不同的工艺过程中其汽提压力不同，由于在较高压力下，甲铵冷凝时生成热的热品位值较高，便于利用，所以大多采用高压力操作，但近年中也有将CO2在中低压力下引入分解系统，如改良C法、UTI法，另外在我国也建立了中压CO2汽提的尿素生产装置（攀枝花钢铁公司焦化厂）。2.2.1 以CO2汽提为代表的汽提工艺与传统工艺的比较汽提法的出现，突破了传统工艺中未反应物的回收方式，使尿素生产的蒸汽和冷却水的消耗有了较大幅度的下降。2.2.1.1 由于在高压下，将NH3和CO2进行回收，一甲液的水量可以明显减少，提高了甲铵浓度，合成进料中H2O/CO2比传统方法要低得多。2.2.1.2 传统方法中NH3和CO2的回收在较低压力和温度下进行，所以冷却水消耗多，而且由于冷凝温度低，不能很好地回收热量。2.2.1.3 高温下较浓的甲铵液返回合成塔可以借助位差流动，省却了使用比较麻烦的甲铵泵，而二甲泵的制造和使用都比较容易。2.2.1.4 提高了热能利用品位值和合成塔的容积利用率。NH3和CO2在高温高压下生成甲铵，放出的反应热品位值高，副产的蒸汽可以用于其他部位。由于和合成塔等压操作，可以把高压冷凝器视为尿素合成塔的一部分，这样使合成塔的实际容积增加，提高容积利用率。2.2.1.5 全系统的蒸汽按压力分级使用，高品位的蒸汽可以驱动透平，从中抽出2.5MPa蒸汽作为汽提用加热蒸汽，并尽量利用各级蒸汽冷凝液闪蒸的蒸汽，因而热利用率较高。当然这一特点目前只有在大型装置中比较明显，小型装置由于没有设置透平装置，蒸汽逐级利用的特点无法体现，在高压冷凝器中副产的蒸汽由于量比较大，实际用于尿素系统的不到一半，多出的蒸汽也由于小型合成氨工厂的蒸汽可以做到自给无法送往合成氨工段，没有出路。因此，我们认为，小型CO2汽提装置若不做改进，与传统方法比较，由于设备制造复杂，基建投资大，能耗无明显降低，并无突出优势。2.2.2 三种汽提法的能耗比较将国内已经投运的CO2汽提、IDR及ACES进行比较，由于工艺流程大家都比较熟悉，不做详细介绍。2.2.2.1 三种方法的异同点：三种方法都使用CO2为汽提介质，采用汽提技术尽可能降低由低压循环送回合成塔的物料，但由于CO2汽提法的压力比较低，所以低压系统返回的物料较少。IDR法和ACES法着重在尿素合成塔内获得较高的转化率，所以高压圈操作压力高，而CO2汽提的目标是取得最高的汽提效率，尽量降低汽提塔出料的NH3和CO2含量，所以高压圈操作压力低于上述两种方法。由于汽提效率不同，IDR和ACES在汽提后还需二步循环和闪蒸（中压、低压分解回收），而CO2汽提仅需一个低压分解回收和闪蒸。尿素合成系统（俗称“高压圈”）由合成塔、汽提塔和高压冷凝器组成，在等压下操作，而IDR采用了双汽提和合成塔分段操作。进入90年代以来，国际市场石油价格几次出现罕见的V字型的起伏，对尿素工厂影响很大。石油价格波动1美元/桶，对大型尿素工厂就影响利润700万元/年。1998年用了双汽提和合成塔分段操作。CO2汽提塔出来的气体在高压冷凝器内生成甲铵，放出的反应热都副产蒸汽，由于甲铵生成热量的不同，副产蒸汽量也不同，其中CO2汽提法副产蒸汽量最多，除在工艺上使用外，还有近1/3的蒸汽用于蒸汽透平（详见能耗比较表）。2.2.2.2 三种方法的能耗比较图2. 尿素溶液中的CO2含量1合成塔出口；2NH3汽提塔出口；3CO2汽提塔出口；4中压循环系统出口；5低压循环系统出口图3. 尿素溶液中的NH3含量1合成塔出口；2NH3汽提塔出口；3CO2汽提塔出口；4中压循环系统出口；5低压循环系统出口图4. ACES法蒸汽和冷凝液平衡（公斤/吨）图5. IDR法蒸汽和冷凝液平衡（公斤/吨）图6. CO2汽提法蒸汽和冷凝液平衡（公斤/吨）表6. 能量费用比较（吨尿素计）CO2汽提IDRACES消耗量美元消耗量美元消耗量美元高压蒸汽（12美元/吨）0.731吨8.770.809吨9.710.744吨9.29电（0.045美元/度）15度0.6818.4度0.8318.1度0.81总能量费用9.4510.5410.10由三种工艺在过程不同部位的未转化的NH3和CO2的量可以看出，合成塔出口柱高表明IDR和ACES法在合成塔中CO2转化率比CO2汽提法高，而NH3转化率则相反。CO2汽提塔出口柱高表明CO2汽提法整个合成工段的效率较高。由于合成塔中CO2转化率高，汽提量少，IDR和ACES用的中压蒸汽比CO2汽提少，但在CO2汽提中汽提效率高，可以产生较多的低压蒸汽用于透平。通过上述比较，我们认为CO2汽提流程最短，基建投资最省，ACES工艺方法最合理，能耗也比较低，IDR工艺在我国泸天化改造实施，据说尚未达到设计要求。为了便于比较，将上述工艺比较列于表7。表7. CO2汽提、IDR和ACES工艺消耗比较表单位CO2汽提IDRACES蒸汽公斤/吨尿素700700570电度/吨尿素20123121水米3/吨尿素888851CO2转化率%586568热利用率%6670753 80年代和90年代国外尿素工艺的新发展前面介绍的尿素增产节能技术都在80年代初都开发成功，而后都是在强化单元设备和提高成品质量以及环境保护方面做了些工作，工艺过程的开发很少，并非技术不可靠，而是经济问题造成的，现将80年代和90年代背景情况加以介绍。本世纪70年代中期出现世界性能源危机，石油市场价格暴涨至30美元/桶，迫使能耗高的工业开发节能型新工艺。于是尿素增产节能新工艺和新技术应运而生。孰知进入80年代，石油供过于求，价格又猛跌至10美元/桶，而第三世界国家为发展农业，独立自主发展氮肥工业，尿素世界市场也供过于求，每吨离岸价下跌至70美元左右。美国许多中型尿素厂由于工艺落后，无力竞争，纷纷停产。纵使以节能而言，美国中压蒸汽价格为12美元左右，每度电价为0.030.05美元，而尿素技术改造涉及高温高压耐腐蚀介质的设备，需用价格昂贵的尿素级合金钢制作，因此厂家不愿投入巨大资金进行扩大生产和节能改造。我国经济情况则不同，能源价格定价很低，因此尿素成本也很低，1985年全国统计大型氮肥厂以天然气为原料的每吨尿素成本250300元，用轻油及重油的为300330元，中型氮肥厂以煤为原料的400元左右。国家规定统购出厂价为410元，零售价为520元，增产自销部分按市场价，而市场价高达600750元。当时我国能源便宜，每吨蒸汽成本为1518元，折45美元，仅为美国的1/3，每度电0.1元，折0.025美元，为美国的1/2，我国的合金钢价格特别贵，设备制作费也不便宜，改造资金较高。故如以当时价格计算，一家大型尿素厂的技术改造以增产10%计，5万吨尿素即使按国家规定的零售价出售，年毛利达9501350万元，而蒸汽即使节约20%，每吨尿素不过0.30.4吨，石油价格从20美元/桶下跌至10美元/桶，到1999年底又飚升到27美元/桶，目前达到30美元/桶，石油价格的大幅度波动，严重影响了工厂的正产经营，故工厂迫切需要把节能的课题提到议事日程。最近连续召开的中小氮肥行业会议，都表明了我国的尿素工厂面临生死存亡的关键时刻。自然灾害的影响，减少了肥料的使用，造成严重的库存，到6月底达到80万吨，最近还有继续增大的趋势。尿素的制造成本为7501250元/吨，完全成本为9001550元/吨 ，而销售价格由1200元/吨下跌到900元左右，如此大的滑坡，严重影响尿素的正常生产，导致最近一些工厂的停产。所以，提高工厂的规模效益，降低能耗，降低成本，以成为我国尿素工厂迫切需要解决的问题。4 节能增产的“SHS”法介绍“SHS”法的改进流程首先在1994年提出，山东鲁西化肥厂第一套尿素生产装置投入运行，当时日产180吨，我们提出略做改进使装置的生产能力增加到300吨/日以上，厂方做出了积极响应，为此在海懋工程有限公司牵头下，组织了山东省化工规划设计院、上海化工研究院（包括化工部化肥工程技术中心）和鲁西化肥厂共同进行开发。由于此项目由上海和山东两地的科研、设计、工程公司及工厂共同合作，故以两地地名汉语拼音的第一个字母及汉字“和”的第一个拼音字母组合成“SHS”，代表两地紧密合作之意。在鲁西化肥厂达到改造目的后，我们又相继在山东、江苏、河南、安徽、陕西、湖北等地的一些化肥厂实施了“SHS”法的技术改造。同时，我们根据各个厂的不同情况，因地制宜分别提出了“SHS15”的五种流程。4.1 “SHS”工艺的技术特征我们针对水溶液全循环尿素装置的技术改造，建议采用“SHS”工艺技术。为了便于说明，避免重复叙述，现将“SHS”工艺的技术特点做一简单介绍。4.1.1 “SHS”工艺的第一特征，是提高尿素合成塔的CO2转化率。我们以大冢英二的平衡转化率为基准，提出了实际转化率的计算方法。采用我们提供的新颖塔板，不论是单塔操作还是双塔操作，总的CO2转化率都控制在67%以上（以NH3/CO2=4.0，H2O/CO2=0.6，19.6MPa，188条件下操作），下面是采用我们新颖塔板后工厂的实际数据。表9. 几个小型化肥厂改造前后的生产状况使用单位容积m3改造前改造后产量吨/日CO2%I塔温产量吨/日CO2%I塔温底顶底顶河南偃师1722063131851883306419.41183188山东鲁西24200638.31841883606415183188江苏新沂161906311.91851882506415.63183188河南驻马店171806210.591851881906811.17184188陕西城固202106310.51851882606713182189福建永安201806591851882806714181189江苏宜兴172106312.41851883506420.59181189山东宁阳20200631018518836065181811894.1.2 “SHS”工艺的第二特征，是提高生产过程的热利用率。通过采用“SHS”工艺改造的工厂，不仅大幅度增加了产量，而且又能明显地降低能耗。表10. 分解和蒸发过程的热量消耗（MJ/tU） 一段分解器二段分解器闪蒸分解一段蒸发二段蒸发共计甲铵分解热97991413134810071118351133168氨、水蒸发热7655322094157750974468961631957165加热蒸汽MJ/kg1713221/867.53302880/153.37476845/241.46106245/53.82599191甲铵利用热MJ/kg438270表11. 水溶液全循环法和CO2汽提法热利用的情况生产方法利用情况水溶液全循环法CO2汽提法操作工况1.77MPa，12013.5MPa，160设备名称一段蒸发热利用段高压冷凝器反应热来源预精气+二甲液CO2汽提气+二甲液量值MJ4210512.3105品位110140利用方式蒸发尿素水溶液副产0.35MPa蒸汽热利用率1315%70%表12. UTI法热利用的情况操作工况1.77MPa 1601.77MPa 1401.77MPa 1200.5MPa 1100.5MPa 80设备名称一段分解器二段分解器蒸发热利用器甲铵预热器液氨预热器反应热来源二甲液+原料CO2+分解气分解出口气+二甲液分解出口气+二甲液吸收塔软水吸收塔软水量值KJ6.51063.01064.31061.71060.5106品位15013011010080利用方式分解NH3CO2分解NH3CO2蒸发尿素水溶液甲铵预热液氨预热热利用率38%15%21%8.5%2.5%表13. “SHS”法热利用的情况操作工况1.65MPa 1601.65MPa 1401.65MPa 1201.65MPa 1101.65MPa 100设备名称第一热利用器第二热利用器第三热利用器一段蒸发热利用冷水机组反应热来源精馏气+二甲液精馏气+二甲液精馏气+二甲液预分离气+精馏气+二甲液预分离气+精馏气+二甲液量值MJ2.751.254.04.02.5品位135140130120110100利用方式加热预分流出液加热一分液加热闪蒸液加热尿素水溶液热软水用于制氨热利用率13%6%19%19%12%上表中列出了各种不同的尿素生产方法对甲铵生成热利用的品位和热利用率。4.2 “SHS”工艺的流程简介我们提出的“SHS”的工艺改造方法共有五种，都以：提高尿素合成塔的CO2；充分挖掘现有装置的潜力；合理利用甲铵生成热等三项为技术改造的核心。4.2.1 “SHS1”法由海懋工程有限公司牵头，上海化工研究院、山东省化工规划设计院、鲁西化肥厂共同开发的双合成四段分解的增产节能技术改造方法，第一合成塔不循环操作，出液经过CO2汽提气相进入第二合成塔，第二合成塔出液和汽提塔出液进入中压分离器，预分离器出气和预精馏塔出气依次用于闪蒸加热（预蒸发）和一段蒸发，其余流程不变，要求使鲁西化肥厂原设计为日产180吨尿素的生产装置，通过技术改造使装置生产能力提高到360吨/日，现装置已达到380吨/日，因液位计还未解决，高压CO2汽提塔没有投入运行，一旦投入运行，合成塔的操作在进行调整后，预计日产可达到410吨以上。4.2.2 “SHS2”法，此法由海懋工程有限公司牵头，化工部化肥工程技术中心、新沂化肥厂共同开发，由朱俊彪先生任开发组组长。此法是针对新沂化肥厂特定条件提出的，采用等温型合成塔和部分CO2汽提法。作为原料的CO2的30%进入现有的一段分解汽提塔，出口气初用于现有的闪蒸加热后再进入一段蒸发热利用段，其余流程不变。技术改造分二步走：第一步改造合成塔，将产量提高到240吨/日以上；第二步提高到400吨/日以上。目前第一步改造已经完成，现达到日产280吨尿素以上，合成塔也完成增加塔板的改造，第二步改成等温（或称均温）合成塔和增加第二合成塔与低压CO2压缩机，待资金到位后实施。4.2.3 “SHS3”法，即在偃师化肥厂实施，由海懋工程有限公司牵头，化工部化肥工程技术中心、偃师化肥厂共同开发。此法特点是采用双合成三级回收甲铵生成热，也分二步实施：第一步提高日产到260吨；第二步到日产400吨。第一步于1996年10月完成，第二步于1999年12月完成。在“SHS-3”法中，热利用安排得最少，预精气和二甲铵进入闪蒸加热器，在壳程将闪蒸液加热至100110，使尿液的浓度由老流程的70%改变到80%以上。出壳程的气液混合物再与二甲液混合，进入一段蒸发的热利用段。出蒸发的混合液进入一吸外冷器，一吸外冷器的热软水进入铜洗或锅炉系统，此流程中甲铵的生成热被利用了三次。4.2.4 “SHS4”法，正在陕西城固化工总厂实施，由海懋工程有限公司、化工部化肥工程技术中心、城固化工总厂共同开发。此法特点是采用双合成、甲铵生成热分四段回收利用。第一步改造尿素合成塔，增设薄弱环节的设备和甲铵生成热热利用器，特别是利用反应热制取低温水的热利用器，1997年年底产量达到300吨/日以上。第二步正在实施中。在“SHS-4”法生产工艺中，甲铵生成热被四次热利用：具有较高CO2分压的1#分解气与二甲液混合进入第一热利用器，加热预分离器出液，混合物再进入第二热利用器，加热二段分解塔的出液。出第二热利用器的气液混合物再与预分离器出气和二甲液的混合物共同进入蒸发器的热利用段和一吸外冷器，一吸外冷器的热软水再被其他工序进行热利用。上述的四个方法均列入化工部科研计划，不仅要提高现装置的生产能