尿素解吸水解系统节能降耗技术探讨与开发

李佳飞

(山西兰花科创田悦化肥分公司, 山西晋城 048102)

1 存在的问题

目前，国内尿素生产均采用尿素深度解吸水解系统(简称解吸水解系统)来处理工艺生产过程中产生的工艺冷凝液，回收工艺冷凝液中的氨、CO2和尿素。解吸水解系统的工艺流程及原理见图1。

图1 解吸水解系统工艺流程图

尿素装置产生的工艺冷凝液(w(NH3)=5.5%，w(CO2)=2.5%，w(尿素)=1.5%)先进入解吸一塔，经过蒸汽加热解吸出氨水中的游离氨和CO2，反应温度为139 ℃。出解吸一塔的液体通过水解泵进入水解塔，水解塔通入2.4 MPa蒸汽将液体温度提至190 ℃，水解塔出液(尿素质量分数降至5×10-6以下)进入解吸二塔后，通过闪蒸及蒸汽加热将水解液中的游离氨和CO2再次解吸，水解塔气相进入解吸一塔后，一起进入回流系统进行冷凝回收解吸出的氨和CO2。

然而随着尿素生产装置的扩产，工艺冷凝液量大幅增加，严重超出解吸水解系统的设计负荷，导致解吸水解系统不能满足主系统生产要求，处理后的废液不能正常达标，解吸水解系统调整空间小、操作难度大。大部分企业被迫投资新增1套解吸水解系统，或者对解吸水解塔进行改造。工艺冷凝液中含有1.5%(质量分数)左右的尿素，进入水解塔后消耗蒸汽提温至160 ℃以上分解为氨和CO2，重新返回高压系统合成尿素，势必会增加能耗[1]，若能直接回收工艺冷凝液中尿素，就可以节省能耗。

2 改造思路

尿素解吸水解主要由游离氨分离和尿素水解2个反应完成。2个反应所需的温度和停留时间不同，通过对解吸水解系统各点组分变化规律进行分析研究可知解吸一塔出液氨含量下降明显，尿素含量基本不变[2-3]。由此可以确定技术方案,即将解吸一塔出液引出一部分经过新增冷却器后，将140 ℃的解吸一塔解吸液降至45 ℃，然后通过新增回收泵将45 ℃的解吸一塔解吸液送至造粒粉尘洗涤系统代替冷凝液进行洗涤喷淋。该方案既减轻了解吸水解系统的负荷，又回收了工艺冷凝液中的尿素，同时减少了解吸水解系统的蒸汽用量。

3 改造方案

改造后的工艺流程图见图2，具体改造步骤如下：

1—新增离心泵；2—新增板式冷却器；3—水解泵；4—水解换热器；5—粉尘洗涤循环泵。

(1)将解吸一塔出液总管引出DN50管道，进入新增板式冷却器，将139 ℃的解吸一塔出液冷却至45 ℃。

(2)冷却后的解吸一塔出液通过新增离心泵送至造粒粉尘洗涤器。

(3)离心泵出口加装远传温度计，用于监控送往造粒粉尘洗涤器的液体温度，通过新增阀门C的开度对液体温度进行调节，控制液体温度指标为40～50 ℃，从而保证造粒粉尘洗涤器的吸收效果。

(4)通过阀门A控制解吸一塔出液至造粒粉尘洗涤器的流量，保持解吸一塔出液量稳定。若遇到解吸水解系统停车或异常不能正常供应喷淋液，可以关闭阀门A打开阀门B，恢复原冷凝液进行喷淋洗涤。

(5)尿素质量分数为1.1%的解吸一塔出液通过造粒洗涤器喷淋后进入尿素质量分数为60%的洗涤液，最终回收至蒸发系统提浓造粒[4]。

4 改造收益

该技术方案主要用于降低解吸水解系统负荷，并直接回收工艺冷凝液中的尿素。

某企业解吸水解系统取样分析组分数据见表1。

表1 解吸水解系统组分数据

由表1可以看出：工艺冷凝液通过解吸一塔后游离氨和CO2基本全部被解吸，工艺冷凝液中尿素在145 ℃以上才能加剧水解，然而解吸一塔的反应温度为139 ℃，且工艺冷凝液在解吸一塔的停留时间短，所以工艺冷凝液经过解吸一塔后，尿素含量基本没有变化，将解吸一塔出液经过冷却送至造粒粉尘洗涤器，代替冷凝液对尿素粉尘进行喷淋洗涤。解吸水解体积流量为28 m3/h，造粒洗涤装置喷淋用冷凝液体积流量为10 m3/h，若改用解吸一塔出液代替冷凝液，减少解吸水解系统负荷35%，年运行时间按照8 000 h、尿素质量分数按1.1%计算可得:每年可直接回收尿素880 t，每年节省冷凝液80 000 m3；冷凝液单价按7元/t计算，则年节约成本56万元。

水解塔每年节省蒸汽量5 600 t(水解1 t工艺冷凝液需要蒸汽0.07 t)，折标煤494.1 t。蒸汽单价按照120元/t计算，则每年可节约成本67.2万元。

5 结语

以某企业解吸水解系统为例，通过对解吸水解系统工艺原理进行分析，列表对比各点组分数据，结合工艺装置实际运行状况，摸索组分变化规律，对工艺路线适当调整：将解吸一塔出液引出一部分进行降温，然后送至造粒粉尘洗涤系统代替冷凝液进行洗涤喷淋。该改造方案每年可节约成本约123.2万元，既节约了能耗，又保证了生产的稳定运行。