1830工程尿素装置建设及运行

1、“ 18.30工程尿素装置建设及运行前言天脊晋城化工股份(原晋城第二化肥厂)为发挥原料无烟煤得天独厚的地域优势,实施晋城20OX10 4t/a高浓度氮肥基地工程的目标,进一步把企业做大做强, 继2001年气化分公司改产尿素成功后,2002年3月在现在化工分公司(原解放军6013厂址处)开工建设“ 18.30"(18X10 4tNH3/a,30X 104tu1/a,) 工程.该工程采用了目前氮肥行业成熟可靠的多项先进技术和成果.整个工程总决算投资3.6亿元,分二期建设,首期12X 104tNHs/a配套工程于2002年12月投运.30X 10 4tu1/a装置2002年11月开工建设,

2、 2003年11月装置开始试车,12月26日产出合格的大颗粒尿素,投产42天即到达设计生产水平,到 2004年12月25日止,整套装置生产平安稳定,全年生产合成氨19.99 X 104t ,尿素32X 104t ,分别到达设计能力的111.06 %和106.6%,并联产甲醇1.435 X10 4t,甲醛0.543X104t,实现销售收入 4.53亿元,利税 1.5亿元,创出了国内“18.30装置的最正确效益,到达了较好的投入产出比.现将30X 104t/a尿素装置的建设和生产情况小结如下. 1尿素装置生产工艺的选择工业生产中CO与氨是在合成塔中合成尿素的.实际生产中,每次反响仅有2/3左右CO

3、转化为尿素,因此从尿素合成塔出来的物料中除得到合成的尿素外,还有CO与氨留在反响液中. 为了回收利用这部分未反响的CO和氨,同时能顺利的进行尿液的浓缩以得到尿素产品,必须将CO与氨从反响液中别离出来.围绕着如何回收处理尿素合成塔出来的物料,形成了各种尿素工业生产方法.归纳起来可分为两大类：一 是水溶液全循环法,二是汽提全循环法.针对如彳61确定30X 104t/a尿素生产工艺,我们作了分析和比拟.衡量一个尿素生产工艺的优劣主要从以下几方面考虑.(1)原料(CO2和氨)要得到充分利用,消耗量愈低,工艺愈先进.(2)能耗低,电、水、蒸汽消耗要少,低位能热源要得到充分利用.(3)投资要少.(4)产品

4、质量要好,操作方便.1.1 水溶液全循环尿素生产工艺水溶液全循环工艺是将尿素合成后的物料分两段减压、加热,使其中未反响物的甲镂分解和游离出来,并逐级将NH和CO冷凝成液NH和吸收成甲镂水溶液,再用泵将上述物料全部返回尿素合成塔中循环 利用.该工艺技术成熟,从工艺到设备制造以至操作治理都积累了丰富的经验,投资相对较少,建设周期 短,建设规模以(613)X104t/a居多.天脊晋城二化第一套“ 8.13水溶液全循环大颗粒尿素装置从2001年投产以来生产水平及各项指标都到达了先进水平.2004年年产尿素20.4X10% ,氨耗580kg、蒸汽耗1200kgo但该工艺明显缺乏的是以水溶液的方式将合成液

5、中未转化的甲镂和氨进行降压逐级别离,逐级吸 收,再返回合成塔,大量的甲镂生成热未能充分利用,反而需要大量蒸汽和冷却水.由于入尿塔液相水碳 比及氨碳比高,合成转化率低,后序氨及CO回收量大,消耗高.其生产工艺流程框图见图1.唳科气*化和田第尿* 合 成段耍收一一段吸收尾啜坞分*1二段5搁耦眼-WWX*用厦*陶1水津液全衡环工艺枢住1.2 CO2汽提尿素生产工艺70汽提全循环工艺最早出现于 20世纪60年代中期,以CO汽提技术和氨汽提技术为代表,我国年代初开始引进CO汽提法大型尿素装置,80年代引进氨汽提工艺.CO2汽提尿素主流程只含高压合成分解,低压循环两局部,省去了中压段,流程比拟简单,其生产

6、步骤可分为四个阶段(1)原料CO的压缩和氨的加压；(2)在尿素合成塔中进行尿素的合成和在高压下用CO汽提合成反响液,并将反响液中未反响的CO与氨的大局部被汽提出来,再返回合成塔重新利用；(3)将汽提后溶液降压并加热, 进一步回收未反响 CO与氨,并将冷凝吸收下来的回收液返至尿素合成塔,即低压循环回收过程；(4)尿素溶液蒸发和造粒.上述四个步骤可用方框图表示如下(见图2).图2 C6汽摄工艺方抠追鞋里CO2汽提工艺有如下特点.(1)CO 2汽提是在与合成同等压力下冷凝吸收氨和CO,回收效率高,返回的水碳比和氨碳比低,合成转化率高,克服了水溶液全循环法低压冷凝吸收,溶液水量多,使合成转化率低的缺点

7、.(2)由于CO汽提效率和NH、CO回收率高,减轻了低压系统的负荷,省去了中压分解和回收,流程 短、设备少、投资省,利于治理和操作,克服了水溶液全循环工艺逐级降压分解和冷凝回收的冗长流程.(3)CO2汽提气的冷凝温度高,能量回收利用更为完全,甲镂生成热能够做到副产蒸汽自用,既降低 了消耗又节省了冷却水量.(4)CO 2汽提工艺合成转化率高,反响压力低,热量回收充分,尿素生产主要消耗氨、蒸汽、电、冷却水,均比水溶液全循环工艺低另外,汽提法高压系统合成塔、汽提塔和高压冷凝器的物料是在重力下自行循环,设备安装在高框 架内,占地面积小,布置较紧凑,由于流程简化开停车时间短,操作相对稳定.1.3 氨汽提

8、工艺氨汽提工艺也是当今最具竞争力的尿素生产技术之一.它的高压圈采用中等程度的进料 N/ 0=3.3-3.6(分子比),合成塔操作压力为 15.015.5MPa,汽提及高甲冷局部的压力为 14.515.0MPa,两者有一 定的压差是氨汽提工艺的设计特点.氨汽提法的生产步骤：(1)原料CO的压缩和液氨的加压；(2)在合成塔中进行尿素的合成和在高压下用氨汽提合成反响液,并将反响液中未反响的CO与氨,大局部汽提出往返收返回合成塔；(3)将汽提液降压至1.7MPa并加热,使未反响 CO与氨别离出来,用稀溶液和液氨吸收,得到的溶 液用泵加压返回合成塔,此即为中压循环.回收得到的液氨,也用泵加压返回合成塔；

9、(4)继续降低压力到0.35MPa并力口热,再回收局部未反响 CO与氨,冷凝回收得到的稀溶液用泵送至 中压循环,此阶段称为低压循环；(5)尿素溶液蒸发和造粒.氨汽提工艺方框图见图 3.第2 9汽1S工艺方电流程由以上生产步骤可见：氨汽提塔实质上是一台高压分解塔并无气态氨通入,实际上并不是真正意义上的汽提,可称之为“自汽提,由于汽提后的尿液中氨含量高达23% (CQ汽提工艺中小于8% ),在高压圈只能将溶液的分解完成不到一半,剩下的一大半仍由中压段完成,由于中压循环段仍避不开过剩氨溶液回收这一步,致使流程复杂,设备增多,操作容易波动.另外,汽提塔为价格昂贵的钛材制造,制造技术还不为我国完全掌握,

10、既氨汽提技术的国产化程度 不如CO汽提工艺.1.4 水溶液全循环、CO汽提、氨汽提三种工艺技术的比拟三种尿素工艺技术比拟见表 1.1三科雇K工艺拽术比拟4 名称水溶液室*Xfl) JlEJtW高压设缶散13中Hi分餐吸收工序有X有低“分*吸收工序串有市豌乘工序X无合成条件的比拟合成哺操作独战(T)188isn令睇册而?那么恸1»,7L4.01Sj61S-4.2195.心0 5 -06合财他相评闺6?64介的ffKH用化梆Q如36命蝴g新达"80SO合喇弃化料阳SO47m过备用材比独合成塔材里材料1闺1M皿3I6LW跖1a汽趾珞35-22-2的我翎1哥框甲核冷度器3I6LMO

11、D中胸E速普M6L/3ML 贺Hf.lJ3D4LC4)系统如辄即制V)151吗总席的消耗指标as0.60.3制“处BS-S90S735751 30D1 050 PJMP*950(23MP«)电可博1由125935水加1130100IBW)投事比例1.00i.15130分析上表所列三种工艺的特点.(1)转化率和氨碳比在尿塔中CO汽提工艺的CO转化率要比氨汽提工艺低,但正由于氨汽提工艺较高的氨碳比使得其操作温度和压力都较CO汽提工艺高,所以氨汽提塔不得不使用特殊的材质.另外由于氨汽提工艺较高的氨碳比和氨在水中的溶解度较CO高得多,所以该工艺需设中压分解和吸收工段.使工艺流程复杂,设备增多

12、,绐操作治理带来不便.而水溶液全循环装置,虽然合成转化率较高,由于氨碳比 高致使尿素装置后工序负荷加大,高压圈内未设置热能回收装置,导致消耗高.(2)工艺布置CO2汽提工艺由于高压圈等压操作,物料为重力流动,其高压框架高度60m,但其占地面积小.而水溶液全循环和氨汽提工艺只需平面布置,框架高度较低,其占地面积相对较多,但利于检 修和操作.(3)加氧量改良后的CO汽提工艺系统的加氧量 0.6 %(V),能保证尿素装置的正常操作.尽管氨汽提尿素工艺的加氧量只有 0.35 % 0.45 % (V),但氨汽提塔的腐蚀仍较严重.(4)燃爆的可能性改良型的CO汽提工艺设置了 CO脱氢工序,尿素装置的尾气中

13、不再含有氢,从根本上消除了尿素装置可能产生的爆炸危险,而氨汽提工艺中,低压尾气的组成与水溶液全循环类似, 处于爆炸区间,有产生爆炸的可能.(5)设备和材料的腐蚀CO2汽提工艺最可能产生腐蚀的是高压圈设备和水解塔,而氨汽提尿素工艺中除以上设备外,中压分解系统的设备也易发生腐蚀.据有关生产厂经验介绍,CO汽提工艺的尿塔正常使用寿命1925年,CO汽提塔在1720年,而氨汽提塔使用寿命在 15年左右.当然由于工艺条件、操 作治理等原因造成设备腐蚀而提前检修、更换的也有其例.(6)操作弹性CO2汽提工艺的操作弹性在 70%负荷以上,开停车时间和到达稳定的时间短,而氨汽提和全循环的操作弹性能在 50%负

14、荷上运行,但开车需要的时间长,工艺操作回路多,中压系统操作不 易稳定,易引起停车.CO汽7能耗在系统正常运转条件下,两种汽提法的氨耗、水和蒸汽耗相当,但就电耗而言, 提工艺的操作压力稍低,循环量小,其电耗比氨汽提和全循环要低.由于高压圈转化率高,汽提法氨耗比 全循环要低,而蒸汽耗由于其甲镂冷凝器副产低压蒸汽可用于尿素装置的低压分解和蒸发工序,因此汽提 法工艺的蒸汽和冷却水消耗要比全循环工艺低.综上分析：以上三种尿素生产工艺各具优缺点.从投资和可行性考虑,CO汽提由于设备少,流程短,能节省投资与氨汽提比,而且氨汽提塔等设备的设计和制造还不能国产化；从消耗和生产本钱考虑,水溶液全循环工艺虽然投资比

15、CO汽提法低,但水、电、汽及氨耗仍较高,对新建水平较大的尿素装置,CO汽提工艺具有更大的优势,因此本套30X 104t/a尿素装置确定采用国产化改良型的CO汽提工艺.2 蒸发造粒工艺确实定尿素生产中熔融尿液的造粒,国内中小尿素厂以塔式造粒居多,其次是流化床造粒. 两种造粒方法各具优缺点,在此不赘述.由于流化床造粒的环境效益和市场前景具有明显的优势,特别是本公司已有一 套15X 104t/a海德鲁流化床大颗粒造粒装置的运行经验,因此确定,仍采用流化床大颗粒造粒技术. 3 装置的建设与运行30X 104t/a CO 2汽提尿素生产装置由中国五环公司承当设计,十三化建二公司承建安装工程.设计 和建设

16、中注重采用先进可靠的节能降耗新技术,充分吸纳已投产厂的成熟经验,坚持走国产化道路,全部 生产线中,除高压喷射器、造粒机下箱体和316LMO嘀压管道及管件外,其它全部采用国内的设备包括仪 表和材料.2002年8月先行完成制造周期较长的四台高压设备的招标采购,11月土建开始施工,2003年6月份开始安装,10月份大颗粒局部试车,11月份装置全面试车,12月25日引氨,一次化工投料成功,26日 即产出合格的大颗粒尿素, 到2004年12月25日,经过一年的生产运行,虽受电力紧张和氨水平缺乏的制 约,全年累计生产大颗粒尿素 320018t ,最高月产量33203.5t ,最高日产量1 279.1t ,

17、利润12086万元.该装置最终决算投资13465万元包括尿素全装置、CO压缩机、锅炉、循环水、大颗粒造粒、栈桥、 包装及1.3万M成品库房,其中尿素主装置和 CO压缩机共投资8162万元,大颗粒尿素装置总投资 2580 万元.3.1 CO2汽提装置概况3.1.1 工艺流程CO2汽提尿素装置的流程由高压圈、CO汽提、高压甲镂冷凝和洗涤、以及低压分解吸收、蒸发、造粒组成.其流程见图4.那么产值推奠汽中辘单海珈1 口压喷射翻*港靛予卜府到一施谪水咏素合画一 反响我_J + '汽c乌压断机四、五陵上却送黄.而出空冷血膜A|fl£抵唳收畸峰到座剧产低压嘉汽 率-nF低压分瓶精懒阍廨战凡

18、做索低M水»保压甲能冷凝番放空呻而用fe塔脱疏.脱兔+风滩发松凝嘉回流冷徽移大勘粕造料8.压轴机一、二、三段一»噌吸.永和脱点率coKCtV凡at%)；尿*戒品直液A氨水晴图4 CO亡汽提主的工艺僚程3.1.2 主要设备见表2年号没落名解规 格 生 马1COj压罐机mfiMIWZ(3)-195M46功率2 MOk/y2离瓜就鞘菜53VA-25nMV=27mh33赛由甲载柔3JA-12J/ I6l67«nDm/h34原素合成堪11-27 514Y.M2.6ci,塔希 II 雁I5 汽提瑞4>1 Wflmm H=lJOOQmmFOISm3 汽！IHt I 7骗粮

19、16商用甲钺冷阴鼐* MOeniti HM&QI3mmF= 416H1317赭压挽津器小2皿,申 SCUwi用 H«B 492mmY9m'息施伍出射卷威力液体2456乱吸入傩隅33 I25%,h19低限吸收塔力删就imH7 4 外gV=i.7n?110 精谓塔* 1 JOOmiffi H=T OtiChmnVvB.Jip11II低fE甲镇坪第器中Mmn HnT 40cnmUQd111依住吸收堪4> 1 50而闻 H=8 4B0tatfDiB 性痛皮加露群市 t IOOtheiiTCXhnnaFuJSttoi2114 -傻藩发什离荐力 3 600rnm H=4 W

20、Otaim115耨理堪"t MtiAi "MCKKlmm塔板假设层1T6 水第塔0 I Ttthlltn “Qi CWn»ih 坏菽 21 层i3.2 尿素装置开车运行状况30X 104t/a CO2汽提尿素装置投产运行一年来,受电负荷及供氨缺乏的限制,一直未能满量生产, 大局部时间在70%90%负荷下运行.2004年11月底,在电力允许条件下,加负荷生产6天,共生产尿素7 444.5t,平均日产尿素1 240.75t,最高日产1 279.1t.整个尿素装置运行平稳,开用2台CO压缩机,2台液氨泵和甲镂泵,负荷在 90%左右,高压喷射器开度仅 60%65%,主框架

21、高压圈内5台设备能 力较富裕,均有较大余量.由于高压圈设备缓冲余量大,整个装置的弹性较强,易于操作,各项工艺指标 比拟理想,运行状况平稳.3.2.1 开车中的问题与改良开车一年来,整个装置无大问题,主要在试车时大颗粒造粒局部出现的问题一度影响了主装置的正 常运行,经整改很快转入正常.主要有：(1)甲醛泵选型与熔融泵不匹配,甲醛压力低,加不到静态混合器中,影响正常造粒,后将甲醛直 接参加熔融泵入口.进一步取消甲醛计量泵,使甲醛重力流入熔融泵入口.(2)雾化空气加热器面积偏小,雾化空气温度不达标,通过适当提升其蒸汽压力并在其前串入一个 加热器解决,现已更换面积较大的新的雾化空气加热器.(3)流化风

22、机风量缺乏,配置的电机功率显小,采取更换叶轮,加大电机的方法解决.(4)洗涤器上部未设置丝网别离层,洗涤气相带液严重,经加别离层解决了出气带液.(5)本装置设置了 CO压缩机三段出口的中压脱氢系统,但未投运.原因是设计中未考虑CO气有机硫脱除,仅设置了一个脱除 H2s的脱硫罐,因CO气中总硫指标达不到脱氢催化剂 0.1X10 -6的要求,因 此脱氢装置尚未使用.(6)液氨泵进口增设液氨缓冲槽(放在13.0m平面),杜绝了液氨泵经常出现带气影响打液量致使系统波动.3.2.2 正常生产主要工艺指标(1)CO 2原料气(入汽提塔)CO2 纯度()(V)O2含量(%)(0H 2s 含量(mg/m3)(

23、2)高压圈压力(MPa)(3)尿素合成塔 出气温度(C) 出液温度(C)NT/CQ(摩尔比)HzO/ CO(摩尔比) 出液成份(W)( %)Ur :33.5 34.5CO2转化率()(4)汽提塔CO2气进塔温度(C)出气温度(C)出液温度(C)出液成分(W)( %)96.5 96.80.7 0.80.03 0.0513.5 14.0181 183181 1833.03.30.500.65NH3： 30.5 31.859.561.5108112184187167169NH3:6.5 7. 2Ur :56.9 57.9汽提效率(%)80.982.2壳侧蒸汽压力(MPa) 1.851.95(5)高压

24、甲镂冷凝器出液温度(C) 167168壳侧蒸汽压力(MPa) 0.410.36 (6)高压洗涤器 出液温度(C)162165出气温度(C)131135调温水进口温度(C)118123调温水出口温度(C)135140(7)精储塔出塔尿液温度(C)130135出液成分(W)(%)NH3： 1.5 1.9Ur :67.5 68.5精微塔气相压力(MPa) 0.260.30 (8)甲镂冷凝器甲镂液出液温度(C) 7578 甲镂液出液组份()NH： 27.529.5CO2： 36.5 38.1(9)低压吸收塔放空(V)( %)NH30.09 0.14(10)常压吸收塔放空(V)( %)NH30.24(1

25、1)蒸汽冷凝液(mg/L)Cl 0.10 0.18 (12) 一蒸加热器 尿液温度(C)126130真空度(MPa) 0.06 0.07 (13)解吸与水解解吸塔排出液成分(10 6)NH3： 3.018.0Ur :120 400进解吸塔液量(m3/h)2527(14)产品质量(W)(%) 含 N:46.5H2O0.35 0.41Bi :0.65 0.83(15)主要消耗575 5851 000 1100120 125氨耗(kg/tUr)汽耗(kg/tUr)电耗(kW-h/ tUr)(CO2压缩及主框架)4装置的正常生产和问题讨论4.1 防腐问题(1)注重脱盐水品质,保证脱盐水质量指标, 增强

26、分析检测和有关设备的排污制度,对蒸汽冷凝液、 高调水等Cr含量认真分析,预防产生应力腐蚀.(2)严格限制加Q量,保证CQ气中Q含量指标.开车初期低负荷限制在0.8 %0.9 %,正常生产限制在0.7 %0.8%.本装置根据合成氨脱碳的工艺,取消空压机加氧,空气仍由碳丙脱碳工段真解段真空吸入,由脱碳限制,脱碳分析、尿素分析通过氧自动分析仪和手动分析进行监控,自动分析数据接尿素总控DCS(3)坚持执行有关的防腐检测工程,按规定分析产品中的Ni含量.(4)精心操作,保证合成塔及汽提塔不超温,定时清理液氨泵和甲镂泵过滤器,预防汽提塔液体分布器小孔堵塞使汽提管中液体分布不均匀而超温.4.2 不断提升操作

27、治理水平,优化全系统工艺指标对CO汽提工艺操作主要是限制好 N/ O H/G温度和压力,以获得高的 CO转化率和汽提效率.同时要开好循环系统,掌握限制好水平衡,使从系统排出的中、低压尾气和排出的废液中,氨及尿素的含量尽量少；所得到的低压甲镂液浓度不能太低；送到蒸发的尿液浓度与氨含量达标.该装置由于高压圈设备水平较富裕,尿塔采用了高效塔盘,汽提塔管数多,水平大,高压圈操作弹性较大,因此投产初期 H/C较高,转化率偏低,某些指标虽偏离最正确状态较大,但高压圈矛盾不突出,而 低压循环系统却暴露出一些问题.(1)初期由于H/C高(0.7),导致合成转化率低,未反响物增多,汽提效率低,造成循环系统水 量增多,形成整个系统的恶性循环,解吸液量高达35n3/h(目前 25m3/h).(2)由于低压系统负荷重,精锚塔循环加热器主线开度达100%,精锚塔温度只能到 130c(指标133137c),塔结构也存在问题,分解效率低,出精镭塔液相NH含量