浅议水溶液全循环尿素装置系统压差与节能扩产

辛向阳,尚秀兰,张晓旭,穆雯雯

(山东阿斯德化工有限公司,山东肥城 271600)

众周所知,水溶液全循环法工艺尿素在我国尿素生产中占有重要地位,在其发展期间,众多的小尿素厂经历了单套尿素装置由40～60 kt/a扩至80～100 kt/a,再扩至180～200 kt/a的过程。在这期间多数经历了不断学习摸索改造完善的过程。笔者所在的公司有两套尿素装置,原分别为40 kt/a、60 kt/a,在经历了多次改造后已均能达到180 kt/a能力。现结合我公司历次改造及笔者到兄弟单位的参观学习情况,就改造中系统压差与节能扩产之间的关系进行简单分析。

1 中压分解循环系统

1.1 中压分解系统

我公司40 kt/a装置增产改造过程中先是加大了一分加,但在扩产后发现预蒸馏塔内塔盘易变形、吹翻,或泡罩冲刷腐蚀严重。后于2003年改造时将其更换为φ1 200 mm换热面积330 m2的自汽提一分塔,才得以解决。(使用初期自汽提一分塔加热器列管爆,以及现在自汽提一分塔的降膜分布器与加热器之间的密封差仍在影响系统的经济运行)。原60 kt/a装置在扩产时,预蒸馏系统只是加大了一分加,由原来的 F134 m2加大为F200m2,对预蒸馏内塔盘上的泡罩及中心管均做了加大处理,泡罩由φ75 mm扩大至φ108 mm;中心管则由φ57 mm扩大至φ70 mm,个数、排列方式不变。改造后φ1 100 mm预蒸馏塔亦能满足180 kt/a的需要。笔者改造前到河北东光和冀州银海参观学习。东光二期使用φ1800 mm、F671 m2的自汽提一分塔,产能达300 kt/a;冀州银海二期则使用 φ1 400 mm、F555 m2的自汽提一分塔,产能200 kt/a;两公司目前吨尿素蒸汽消耗均在1 100 kg以内,冀州银海汽耗报导已达900 kg。而在使用预蒸馏的厂家中,笔者曾与莱西化肥厂交流,他们在加大预蒸馏塔及一分加后,未使用其他新技术,汽耗亦降到1250 kg以内,但产能增幅不大。宁波远东在公开的资料中介绍其开发的DL型塔盘,目的亦是加大流通量,提高传质传热效果及产能,降低各项消耗,特别是蒸汽消耗;因此,笔者认为中压分解预蒸馏塔在扩产节能改造中,必须要考虑一分加热器至预蒸馏塔气相出口在正常生产负荷下是否有最小压差(确保气液有足够的流通空间),一分加热器加热室蒸汽压力在正常生产中是否在0.6～0.65 MPa之间(在合成塔出液CO2转化率不变的情况下有满足生产负荷的换热面积);并确保一段分解达到预期效果(合成塔出液CO2转化率的高低对预蒸馏塔影响大,本文在均未考虑其影响的前提下分析对比)。

1.2 中压循环回收系统

水溶液全循环工艺装置的一大特点就是循环工序的高框架布置。工艺物料需要依靠重力流动的相关设备之间要有足够的位差;设备布置的标高及配管必须合理,以确保物料的正常流动;但在小尿素扩产节能改造中,有很多兄弟单位和我们一样,对此没有引起足够的重视。

中压吸收塔是尿素生产的关键设备之一。我公司初次扩产改造均是对一吸塔进行加长鼓泡段及加大鼓泡分布器的改造,并相应增加了一台一吸冷却器,加大了循环水泵,将一吸塔气相管线、气液混合物管线及部分循环水管线由φ159 mm放大到 φ219 mm。在 40 kt/a扩至 100 kt/a和60 kt/a扩至100 kt/a的过程中,效果确实明显。但扩至180 kt/a后,一吸塔则表现出操作困难,经常超温,明显感到一吸塔内压力高,顶回流氨和氨水加不进去。为此,我们先后加粗了回流氨和氨水管线,虽然都起到了一些作用,但均未彻底扭转被动的局面。2007年借合成塔检塔大修之机,对原40 kt/a装置的φ1 000 mm一吸塔塔盘、鼓泡器进行改造,将塔盘上的泡罩由原来的φ75 mm加大为 φ108 mm,各中心管由原来的φ50 mm加大为 φ70 mm,鼓泡器的分布孔为φ10 mm,孔的总数确保其截面积之和达到φ219 mm管截面积的2倍以上。检修完毕后开车,取得较好的效果。班产尿素由原来的150 t左右提至180 t左右,并且操作较原先稳定,但一吸塔3点温度偏高,在85℃左右。我们分析可能为鼓泡器分布孔径偏大(φ10 mm),故在60 kt/a装置的增产节能改造中,未再加大鼓泡器分布器孔径,只增加孔数;60 kt/a装置的一吸塔3点温度均在55℃左右。2008年公司与宁波远东合作又对两套系统进行节能改造。此次改造未对一吸塔进行改动。但是一吸冷却器、热能利用段的加大进一步稳定了一吸塔的操作。2010年3月通过对河北东光、冀州银海、山东华鲁恒升、明水大化的参观学习,结合兄弟单位的运行经验及我公司实际情况,我们制定了以降低中低压系统压差,提高分解效率,降低汽耗,稳定生产工艺的技改思路。准备在中压系统实施以下改造。

(1)加粗一吸塔气相管线,由原来的φ219 mm加粗为φ325 mm。

(2)加粗一分塔气相至热能利用段、一吸冷却器、一吸塔的气液混合物管线到φ325 mm。

(3)加粗氨冷A至惰洗器,到氨冷B,再到氨冷C至惰洗器的气相管线,及氨冷器气相和液氨缓冲槽的气相平衡管线。

(4)加粗预分离器气相出口至一吸冷却器气相管线,并去掉阀门。原60 kt/a装置的预分离器标高抬高2 m。

(5)新上一台400 m3/h循环水泵,更换掉原来的100m3/h循环水泵,并将原部分φ159mm管线加粗为φ219 mm。

具体实施过程中,因时间及其他原因,(2)、(3)、(4)项未彻底实施。原40 kt/a装置中使用31 m3的合成塔,经过改造后班产尿素达到200 t以上,最高班产达到211.8 t,各项指标更加稳定,操作弹性加大;但在此负荷下,系统压差虽有降低却未达到既定目标,导致单套尿素蒸汽消耗仍在1 230 kg/t左右(含水解)。对我公司原60 kt/a装置,则主要进行了(1)项改造,(2)、(3)项仅做了少量改造,使用31 m3合成塔,班产尿素亦能达到190 t以上,蒸汽消耗在1 150 kg左右,两套尿素单独生产时吨尿耗氨均控制在575 kg以内。结合2010年的改造,我们认为水溶液全循环工艺节能扩产改造后,仍完全有能力将蒸汽消耗降至1 100 kg/t以下,但前提是所有改造应尽量以不增加系统的压差为目标。冀州银海吨尿蒸汽消耗降至900 kg,笔者对该装置参观学习时,第一印象就是感觉设备少,现场简练,与很多扩产后的单位不同,一吸冷却器就用了一台(432.8 m2),循环水泵为600 m3/h,氨冷器共两台(单台580 m2),笔者参观当天注意到当时二甲泵、氨水泵出口压力均为1.8 MPa而中压控制在1.7 MPa,设备的增大与数量的减少,使系统压差降至最低,这应是该装置汽耗低的原因之一。

2 低压系统

截止到2003年,我公司对低压部分只是加大了二分加热器,在两套尿素装置的二分塔气相至二循一冷之间加了二循预冷器。由于尿素产能增加,二循一冷气相带液,二循二冷氨水中CO2含量增加一直困扰生产。在2008年与宁波远东合作时,将原40 kt/a装置中备用的预蒸馏塔、一分加热器改为二分塔、二分加热器;60 kt/a装置中的二分塔精馏段由原φ800 mm加大为φ1 000 mm,并对一冷气相管线加高加粗,低压系统才趋于稳定,但是二循一冷器气相仍不时带液。2010年我们改造低压系统的思路也是降低压差,稳定生产,具体制定以下措施:

(1)二循预冷和二循一冷由串联改为并联;

(2)加大二循一冷、二循二冷气相分离空间。

截止到目前只实施(2)项改造,改造完成后,原40 kt/a装置中的低压系统亦基本满足了180 kt/a的要求。但是二分塔气相至二循二冷气相出口的压差仍达0.2 MPa(现二分塔气相出口压力在0.4 MPa左右,低压控制指标为0.2 MPa),体现到操作中,则是生产负荷增加,二分加热室内的压力就明显上升,制约了系统进一步节能降耗。

3 蒸发系统

由于直接关系到成品质量,一直是改造的重点。但在扩产节能改造过程中由于一直本着修旧利废、节约代用的原则,对系统的压差认识不足,也走了不少的弯路。两套装置的二段蒸发冷却系统,由原来的一个50 m2氨冷到加到一个80 m2水冷,到再一个94 m2水冷。中间冷也由原来的一个9m2到再加一个11m2冷却器,再到改为一个36 m2的中间冷(均是旧设备改造利用)。二段蒸发分离器也由加热分离器一体改为分体,加热器出口至分离器切线进料,进料口上方未加挡液板,仍沿用老旋流除沫器,一、二段蒸发蒸汽喷射器改为水抽喷射器。每次改造完后在开车初期均能看到有所好转,但均未彻底解决问题。2003年将原40 kt/a装置改为三段蒸发,新上降膜闪蒸加热器、分离器、闪蒸冷凝器,由于设备质量及安装等原因,加热器多次爆管,闪蒸真空一直未达标。2007年大修之际,将两套装置一表冷至一段蒸发水抽喷射器、中间冷至二段蒸发水抽喷射器的管线由原来的φ76 mm改为φ108 mm,开车后效果比较明显,二段蒸发分离器内真空能达到-0.085 MPa以上。但连续运行1个月后,二段分离器的真空就开始下降,其上部及气相管间结满缩合物,需停车长时间热洗浸泡处理。随着环保要求的严格,热洗后的水因无法回收处理,排放又成了难题。2008年,在与宁波远东合作的方案中,新购两台220 m2的二表冷,将原来两套装置中二段蒸发各三个水冷器全部去掉,分别将最大的一个老水冷改为中间冷,去掉原36 m2中间冷。原60 kt/a装置二段蒸发分离器切线进料口上方增加挡液板;原旋流除沫板及以上部分全部去掉;原40 kt/a装置则新上一台二段蒸发分离器,气相出口管线均由φ377 mm改为φ530 mm,各新上40 m2一段蒸发加热器一台,170 m2的热能利用段一台。原40 kt/a去掉降膜闪蒸加热分离器,新上闪蒸分离器和加热器;原60 kt/a装置则加大闪蒸分离器并增加了闪蒸加热器和闪蒸冷却器。彻底解决了蒸发系统存在的问题。管线的优化确保了尿素的优级品率。河北东光二期300 kt/a尿素一表冷350 m2,二表冷350 m2,且一二段蒸发分离器气相至一二表冷管线均为φ630 mm;而冀州银海200 kt/a尿素一表冷284 m2,二表冷350 m2,一二段蒸发分离器与一二表冷管线也均为φ630 mm,设备的放大,气相管线的放大,均有效降低了喷射器至分离器系统的压差,使喷射器发挥出最大的潜能。而我们在改造过程中也有一个细节,原40 kt/a扩产节能改造时,因考虑如何确保产品质量,将二段喷射器A也一并加大,并相应加粗了连接管线,但开车后发现二段蒸发蒸汽喷射器A根本不用开,仅水抽二段就能满足系统需要。

4 结 语

结合兄弟单位好的经验及我们所走的弯路,笔者深切体会到水溶液全循环工艺节能扩产改造中系统压差的重要性;很多时候大的投资已经进去,却因为设备安装不到位,管线配置不合理,特别是气相管线偏细,导致产能扩大后系统压差增大,操作困难,消耗上升,成品质量不稳定,致使改造效果不明显。如何有效计算、论证,对工艺物料需要依靠重力流动的相关设备之间应确保最小的压差,以发挥出设备的最大潜能,应当是参与技改人员考虑的要点。