CN104829494A - 一种节能型尿素生产系统及其生产工艺 - Google Patents

一种节能型尿素生产系统及其生产工艺 Download PDF

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Abstract

本发明属于尿素制备领域,具体为节能型尿素生产系统及其生产工艺。该系统包括CO2压缩机、甲铵泵、液氨泵和尿素合成塔,其特征在于:CO2压缩机分别与甲铵泵和液氨泵连接,液氨泵与尿素合成塔连接,在所述尿素合成塔后依次串联有降膜逆流中压分解塔及加热器、甲铵冷凝器、甲铵分离器、三段中压吸收塔及蒸发式氨冷回收器、液氨缓冲槽、惰性气体洗涤器、尾气净氨精洗器、低压分解塔及加热器、二甲液预热器、卧式低压吸收器、降膜式预蒸发器、一段蒸发器及一段蒸发冷凝器、二段蒸发器及二段蒸发冷凝器、工艺废水解吸水解塔。节能型尿素生产技术具有投资低、能耗低、操作简单、弹性大等特点,因此本发明工艺技术有相当可观的经济效益和社会效益。

Description

-种节能型尿素生产系统及其生产工艺
技术领域
[0001] 本发明属于尿素制备领域,具体为一种节能型尿素生产系统及其生产工艺。
背景技术
[0002] 尿素【C0(NH2)2】别名为碳酷二胺、碳酷胺、脈,在自然界中主要存在于人类和动物 排泄的尿液中。其用途广泛,不仅是一种用于农业生产的高效氮肥,而且是工业中常用的化 工原料。
[0003] 1773年,化学家鲁埃勒(Rouelle)在蒸发尿液时第一次发现了尿素。1798年被福 克洛(化化Cray)及万库林(Va叫udin)确定为是一种新物质,并命名为尿素。1828年,魏 勒扣vohler)在实验室加热氯酸锭时制得尿素,其反应为;N1 {4CN0 =N肥Cm2。1886年, 己塞洛夫炬assroff)第一个试验成功现代工业所采用的氨和二氧化碳直接合成尿素的方 法。
[0004] 1922年德国首先用氨与二氧化碳合成尿素进行工业化生产,采用热混合气压缩循 环工艺。1932年,杜邦公司采用直接合成法制取尿素氨水,1935年开始生产固体尿素,未反 应物W氨基甲酸锭水溶液的形式返回合成塔。该是尿素水溶液全循环法工艺的维形。
[0005] 我国于1957年在上海化工研究院进行尿素生产的理论研究和试验工作。1958年 在南京永宁厂建成日产1化尿素的半循环法中试车间并投入运行。1965年上海化工研究院 完成了甲锭水溶液全循环法中间试验。1967年,我国自行设计、自行制造的年产11万吨尿 素全循环法工业装置在石家庄化肥厂建成投产。20世纪70年代W来,我国从国外引进几十 套年产50-60万吨尿素大型装置,从根本上改变了中国化肥生产格局,使我国尿素生产能 力位居世界前列。
[0006] 水溶液全循环法工艺现有技术中,根据国内外相关专利文献资料中,对所列范围 的国内文献进行了检索,现将相关文献主要内容简述如下:
[0007] (a)尿素合成塔。一种全液相等温型尿素合成塔,它包括塔体,塔体底部设液氨进 口、二氧化碳进口和一甲液进口,塔体顶端设出料口,其特点是在塔体内部设液体雾化反应 器,液体雾化反应器与液氨进口、二氧化碳进口和一甲液进口相通,在塔体内中上部的内侧 壁上设高效塔盘,在高效塔盘上设换热管道,换热管道与液体雾化反应器相通,是一种二氧 化碳的转化率高、能耗小、效率高、不易腐蚀的尿素合成塔。
[000引 化)分解加热。在中压循环段,中压分解器采用带有填料层的分离器与降膜式列 管加热器组合在一起的结构,上部是精馈段及列管液体分布器,下部是降膜式列管加热器 (该加热器壳呈分为上、下两段),溶液中的甲锭在此被加热分解为002、畑3,所需的热量,上 段由低压蒸汽供给,下段由汽提塔来的中压蒸汽冷凝液供给,在中压分解器的下部引入高 压洗漆器来的富氧尾气W纯化中压系统设备,同时在中压分解器的降膜式列管中起汽提作 用,中压分解器的操作参数为:压力1. 6-1. 8MPa(g),分解温度155-160°c;
[0009] (C)中压氨回收。一种尿素水溶液全循环法生产中压氨回收系统的新工艺,该种水 溶液全循环法生产尿素中压系统的工艺改造,增加蒸发冷凝器、液氨累、氨储槽、及与之配 套的管道、阀n、电器仪表设施,同时降低氨冷器A的标高、配套与之相适应的尿素循环水 累,它取消氨冷器B\c,把蒸发冷凝器使用的冷却水改为脱盐水。
[0010] (d)低压分解回收。在低压循环段,低压分解器上部为填料段及列管液体分布器, 下部是降膜式列管加热段,自低压分解器及解吸塔来的气体在低压冷凝器、碳锭液贬槽、碳 锭液累、低压吸收塔、低压吸收循环累、低压吸收循环冷却器及其相连接的管道组成的低压 回收系统中被回收,该系统的操作压力为0. 1-0. 3MPa(g)。
[0011] (e) -段蒸发。一种浓缩尿素溶液的蒸发装置,在所述二分塔和一段蒸发器之间设 置有真空浓缩器,从二分塔出来的尿液管与真空浓缩器上部进口相连接,真空浓缩器下部 的液相出口通过管道与尿液槽的进口相连接或直接与一段蒸发器的进口相连接,而所述一 段蒸发器的顶部气相出口通过管道与真空浓缩器顶部的气相出口的管道相回合而一起流 向一段蒸发冷凝器,而一段蒸发器下部的液相出口通过管道通向二段蒸发器。本设计采用 分离和加热于一体,采用先分离再加热的方式,从而减少热能消耗;而且下部加热段所产生 的热气体对上部分离段的尿液又可W起到气提作用,出该降膜式真空浓缩器的尿液浓度与 改造前相比从71%V提高到82%V,降低了后续蒸发器的负荷,从而减少了 1. 275MI^a高品 位蒸汽的用量。
[0012] (f)尾气净氨。汽提循环法尿素生产工艺中,在低压循环段,低压分解器上部为填 料段及列管液体分布器,下部是降膜式列管加热段,自低压分解器及解吸塔来的气体在低 压冷凝器、碳锭液贬槽、碳锭液累、低压吸收塔、低压吸收循环累、低压吸收循环冷却器及其 相连接的管道组成的低压回收系统中被回收,该系统的操作压力为0. 1-0. 3MPa。
[0013] (g)尿素废水处理。一种低压水解解吸处理尿素工艺冷凝液新工艺,采用低压水解 解吸,冷凝液送至水解解吸塔进行水解解吸,其特征在于水解解吸塔由回流冷凝段、预水解 解吸段、水解解吸段=部分组成,处理后的废液(工艺冷凝液)含氨和尿素各小于5卵m,不 但回收了尿素、降低了原料的消耗,而且消除了排出废液对环境的污染。
[0014] 但是上述现有技术中的水溶液全循环法生产工艺仍旧存在W下技术缺陷;第一, 现有水溶液全循环工艺通用尿素合成塔普遍存在'物料混合不均、反应热分布不均、尿素合 成率偏低'等缺陷。但是,若要设计尿素合成高压圈,设备设计和制造的技术难度都很高,投 资亦不菲,该就使得难W将尿素合成转化率提高到73 %左右。
[0015] 第二,产品的消耗较高。水溶液全循环法由于转化率低,需要加热分解的物料多 造成蒸汽消耗高,因而该工艺的蒸汽的消耗较高,一般每吨尿素蒸汽消耗在1100kg左右。 同时因分解的物料需回收,又增加了循环冷却水的消耗,一般每吨尿素循环冷却水消耗在 1麵3。
[0016] 第=,热量的分级利用差。现有的水溶液全循环法工艺的蒸汽和系统热量利用率 低,该些未利用的热量又需要冷却回收,该样又造成了冷却水量高。
[0017] 第四,装置的安全性。尿素合成塔在生产过程中曾发生过爆炸,尿素惰性气体洗漆 器、尾气吸收塔都不同程度的发生过爆炸。
[0018] 目前国内外尿素生产工艺有国外氨汽提法工艺、改良C法工艺、C〇2汽提工艺、国产 水溶液全循环工艺、改良水溶液全循环工艺、中压联尿工艺等。能耗最低的为国外氨汽提工 艺,其次为C〇2汽提工艺和改良C法。在国内尿素生产工艺流程中,工艺和能耗较为先进的 是改良水溶液全循环法,其次是水溶液全循环法,C〇2转化率最高为68%V左右,中压联尿 工艺已被淘汰。在中国,水溶液全循环法生产能力占50 %,C〇2汽提工艺和改良C法占35 %,进口氨汽提法占15%。虽然进口工艺先进,能耗也低,但投资高,令企业望而生畏。国内的 改良型水溶液全循环法虽然能耗偏高,但投资较低,因此,开发一种投资省、能耗低,能达到 国际先进水平的尿素生产工艺刻不容缓。
发明内容
[0019] 本发明正是基于W上技术问题,提供一种可使传统水溶液全循环工艺尿素生产中 二氧化碳转化率提高5个百分点,达到73%V。与同期建设的C〇2汽提法装置相比,可节省 投资30%W上,蒸汽消耗降至905千克/吨的一种节能型尿素生产系统。
[0020] 本申请的另外一个发明目的是提供一种可解决W上技术问题的节能型尿素生产 工艺。
[0021] 本发明的技术方案为:
[0022] 一种节能型尿素生产系统,包括C〇2压缩机、甲锭累(即氨基甲酸锭累的简称)、液 氨累和尿素合成塔,C〇2压缩机分别与甲锭累和液氨累连接,液氨累与尿素合成塔连接,在 所述尿素合成塔后依次串联有降膜逆流中压分解塔及加热器、甲锭冷凝器、甲锭分离器、= 段中压吸收塔及蒸发式氨冷回收器、液氨缓冲槽、惰性气体洗漆器、尾气净氨精洗器、低压 分解塔及加热器、二甲液预热器、邱式低压吸收器、降膜式预蒸发器、一段蒸发器及一段蒸 发冷凝器、二段蒸发器及二段蒸发冷凝器、工艺废水解吸水解塔;所述甲锭分离器通过甲锭 累与所述尿素合成塔连接连接,所述中压吸收塔与蒸发式氨冷器连接,蒸发式氨冷器与液 氨累连接连接,在所述中压分解塔和中压吸收塔之间设置降膜式预蒸发器和甲锭分离器, 在所述蒸发式氨冷回收器与尾气净氨精洗器之间依次连接液氨缓冲槽、惰性气体洗漆器。
[0023] 所述中压吸收塔通过所述蒸发式氨冷回收器与所述液氨缓冲槽连接。
[0024] 在所述降膜逆流中压分解加热器与所述的工艺废水解吸水解塔连接。
[0025] 所述蒸发式氨冷回收器为喷淋盘管式换热器,所述降膜式预蒸发器为列管式换热 器,所述尾气净氨精洗器为列管浸没式吸收器。
[0026] 所述尿素合成塔为液相逆流换热尿素合成塔,其塔内设旋流分布器和下降管。
[0027] 一种基于所述的尿素生产系统的生产工艺,其包括如下步骤:
[002引 (a)液氨经液氨累加压到23MI^a后送往液氨预热器,被加热到60°C分为顶部和底 部进入,顶部约为总量的90%VN&与来自甲锭分离器经氨基甲酸锭累(简称甲锭累)加 压到23MI^a温度105°C氨基甲酸锭溶液和来自C02压缩机23MI^a温度120°C的C02-起进入 合成塔塔顶分布器;底部约10%VN&通过尿素合成塔底部进入;该合成塔为为液相逆流 换热尿素合成塔。
[0029] 化)尿素合成,工业生产尿素的反应分两步进行,第一步由氨和二氧化碳反应生成 中间产物氨基甲酸锭(简称甲锭),其反应式为:
[0030] 2畑3(液)+C〇2 (气)=畑典00畑2 (液)+Qi
[0031] 第二步由甲锭脱水生成尿素,其反应式为:
[003引畑典00畑2 (液)=CO(畑2) 2 (液)+&0 (液)-Q2
[0033] 第一步反应是一个可逆的强放热反应,生成氨基甲酸锭的反应速度比较快,容易 达到化学平衡,且达到化学平衡后二氧化碳转化为氨基甲酸锭的程度很高。第二步反应 是一个可逆的微吸热反应,需要在液相中进行,反应速度慢,需要较长时间才能达到化学平 衡,即使达到化学平衡也不能使全部氨基甲酸锭都脱水转化为尿素。
[0034] (C)反应气液混合物,所述反应气液混合物从尿素合成塔顶部出来,进入中压分解 塔加热至158~160°C,使得气液混合物中的未反应物在减压加热中被分解析出;
[003引 (d)中压分解气、液,所述中压分解气从中压分解塔顶部出来,温度120-123°C进 入降膜式预蒸发器换热后温度110~115°C,使得气体中的副产物N&和CO2被充分吸收, 中压分解塔浓度约有66%wt的尿素溶液,通过压差进入低压分解塔;该步骤中所述的中压 分解塔为降膜逆流中压分解塔。
[0036] (e)中压回收,中压分解气体经降膜式预蒸发器后,进入甲锭冷凝器,所得氨基甲 酸锭溶液经甲锭分离器,分离后的气体再进入=段中压吸收塔进一步吸收,出塔的气氨经 蒸发式氨冷器冷凝为液氨,依靠位差流入液氨缓冲槽。
[0037] (f)低压分解气,从低压分解塔出来的所述低压分解气进二甲锭液换热器回收热 量后入邱式低压吸收器进行鼓泡吸收,将所述副产物N&和CO2充分吸收,所得稀氨基甲酸 锭溶液与中压分解气体一并进入降膜式预蒸发器,所述低压吸收器采用二个邱式设备组合 成的一步吸收系统,但压差不超过0. 〇5MPa;所述的二甲锭液换热器即为二钟液预热器。 [003引 (g)尿素溶液的蒸发,从低压分解塔出来的尿素溶液进入降膜式预蒸发器,与中压 分解塔来的气液混合物换热后,温度在98-102°C,尿素溶液浓度82-84%wt左右进入一、二 段蒸发器;
[0039] 化)尾气氨的净化回收,从惰性气体洗漆器来的氨含量约65%V的气体进入尾气 净氨精洗器,与吸收剂反应吸收后氨含量降至1%VW下。
[0040] (i)尿素工艺废水处理,来自工艺冷凝液储罐的含有少量氨、二氧化碳及尿素的工 艺冷凝液经过预热后从水解塔解吸塔顶部的进液口进入解吸段,经水解后的工艺冷凝液通 过水解段底部排出解吸水解塔,水解过程中所得的含有氨和二氧化碳的气体,通过塔顶集 气管进入低压分解塔回收热量。
[0041] (j)尿素造粒尾气粉尘回收,设在造粒塔顶排风口,由尿素粉尘洗漆塔、洗漆循环 槽、循环累=个设备组成的尿素粉尘回收工艺。
[0042] 所述步骤(e)中,从所述甲锭分离器的氨基甲酸锭溶液,温度约105°C,经氨基甲 酸锭累加压至23MPa返回尿素合成塔。
[0043] 所述步骤(e)中,所述液氨缓冲槽的液氨,经液氨累加压至23MI^a送入尿素合成 塔。
[0044] 所述步骤(d)中的中压分解气与稀氨基甲酸锭溶液混合后放出的热量被降膜式 预蒸发器的管内蒸发式换热器带走,即回收了余热,又减少了中压吸收工段的冷却水消耗, 同时又将尿素溶液浓度提高到82-84%wt。
[0045] 所述步骤讯中,所述低压吸收器的稀氨基甲酸锭溶液,温度约40°C,经二甲累加 压至2MI^a送入降膜式预蒸发器换热段。
[0046] 本发明所述的生产工艺中,步骤化)尿素合成,液相逆流换热式尿素合成塔一克 服现有水溶液全循环工艺通用尿素合成塔普遍存在'物料混合不均、反应热分布不均、尿素 合成率偏低'等不足,在塔体下部设有液氨进口、塔体顶端设有原料液氨--二氧化碳一甲 锭液混合物料进口与反应产物出口、塔内设有若干旋流分布器和换热管。优选的,所述尿素 高压合成工艺物料路线;W液相逆流换热式尿素合成塔为核屯、组成的'约10%V液氨底部 入塔内、二氧化碳、甲锭液及约90%V液氨从顶部进入塔内,反应产物从塔的顶部出来,0)2 转化率达到73%V。
[0047] 步骤(c),=段加热-降膜逆流换热的尿素中压分解;W降膜逆流换热段、精 馈段、分离段构成的降膜逆流式中压分解塔和W来自解吸水解工序的186°C解吸净水和 l.OMI^a蒸汽作加热热源的二段式一段分解加热器,将来自尿素合成塔的反应产物[由尿 素、氨基甲酸锭、水和游离氨组成的混合物],先进入降膜逆流式中压分解塔上部精馈段,在 120°C~135°C、1. 75MI^a条件下被下段来的气体精馈;出精馈段的液相在加入防腐空气后 从一段分解加热器底部进入一段分解加热器下段管程,被壳程来自解吸水解工序的186°C 解吸净水加热至145°C~155°C,液相中大部分氨基甲酸锭被分解成N&和C〇2;气液混合 物继续上升至一段分解加热器上段管程,被壳程1.OMI^a蒸汽再度加热进行再分解后,气液 混合物返回降膜逆流式中压分解塔中部分离段,气体上升去上部精馈段;液相向下进入降 膜逆流式中压分解塔下部降膜逆流式换热段,沿管内壁呈膜状从上往下流动被壳程1.OMPa 蒸汽加热下再分解,进一步提高尿素中压分解率;分解产生的气体从换热管内向上流动至 中部分离段;来自解吸水解工序的186°C解吸净水经一段分解加热器下段回收收热量后温 度降到150°C去尿素低压分解;一段分解加热器上段排出的蒸汽冷凝液去低压膨胀槽。
[0048] 优选的,W降膜逆流换热段、精馈段、分离段构成的降膜逆流式中压分解塔和W来 自解吸水解工序的186°C解吸净水和l.OMI^a蒸汽作加热之热源的二段式一段分解加热器, 并W此二个核屯、设备组合成的尿素中压分解工艺。
[0049] 步骤(e)S段吸收-蒸发式氨冷-低水碳比的尿素中压回收;来自甲锭冷凝器的 气液混合物在甲锭分离器中分离,液相进入甲锭累加压后返回尿素合成塔,气相进入中压 =段吸收塔后依次进入其鼓泡段-填料段洗漆段-泡罩精洗段进行吸收;从中压=段吸收 塔底部的稀甲锭液由甲锭升压累送至甲锭冷凝器;二氧化碳含量低于lOppm的出中压S段 吸收塔气体,进入蒸发式氨冷凝器回收氨。碳钢材质的蒸发式氨冷凝器分成几组,来自中压 =段吸收塔的气相依次进入蒸发式氨冷凝器A、B、C被冷凝,经分离液氨自流回缓冲槽;不 凝气送尿素尾气回收系统。
[0化0] 优选的,所述尿素中压回收工艺,可W使回收的甲锭液温度由传统的90~95°C提 高到105°C,甲锭液水碳比(摩尔比)可由传统的2. 0降低至1. 5,低水碳比的甲锭液返回 尿素高压合成,不仅有利于提高尿素合成率,而且可W降低尿素中压回收设备投资并节省 蒸汽,同时减少冷却循环水的消耗。
[0化1] 步骤(f)补碳-利用解吸水解余热的尿素低压分解回收;W来自尿素中压一段分 解加热器下段的150°C解吸净水、解吸水解工序来的162°C解吸气相、膨胀蒸汽为热源,在 0. 25MPa,142°C条件下完成尿素的低压分解,尿液浓度提高到68%wt;在低压分解气相中 补加部分二氧化碳,用工艺冷凝液作吸收剂在二个串联的低压吸收器A、B内一步完成尿素 分解气体的低压回收,不凝气体中氨含量《1%V。优选的,所述尿素低压分解回收,来自解 吸水解工序150°C的液相、162°C解吸气相为热源完成尿素的低压分解;在低压分解气相中 补加部分二氧化碳,用工艺冷凝液作吸收剂在二个串联的低压吸收器内一步完成尿素分解 气体的低压回收,不凝气体中氨含量《1%V。
[0化2] 步骤(g)回收低位能热的尿素一段蒸发:采用逆流式降膜式预蒸发器,W中压分 解气作热源进行预浓缩,将尿液浓度从68%wt提高到82-84%wt;用膨胀蒸汽和蒸汽冷凝 液作热源对84%wt尿液进行两段加热再浓缩,使尿液浓度从84%wt提高到97%wt,完成 对尿素溶液的一段蒸发。
[0053]步骤化)尾气氨的净化回收,从惰性气体洗漆器来的氨含量约65%V的气体进入 尾气净氨精洗器,与吸收剂反应吸收后氨含量降至1%VW下。优选的,所述尾气净氨精洗 器W设计压力5.OMPa、操作压力0. 6MI^a的具有特殊内部结构的邱式浸没式吸收器;W蒸汽 冷凝液作吸收剂,在0. 5MI^a压力下通过S个串联的邱式浸没式吸收器,安全实现尿素尾气 的净氨工艺。
[0化4]步骤(i)尿素工艺废水处理工艺仅由'解吸水解塔、解吸水解换热器、解吸水解 累'组合而成。尿素废水经处理后的解吸净水中尿素含量《5ppm、氨含量《5ppm;优选的, 所述解吸水解塔底出来的186°C解吸净水、解吸水解塔顶出来的162°C的解吸气相之余热, 分级利用于尿素中压分解、低压分解工序,利于节省蒸汽、维持系统水平衡。
[0化5]步骤(j)尿素造粒尾气粉尘回收,设在造粒塔顶排风口,由尿素粉尘洗漆塔、洗漆 循环槽、循环累S个设备组成的尿素粉尘回收工艺。优选的,其核屯、设备一一尿素粉尘洗 漆塔W利用造粒塔顶接水盘,塔内装有特殊雾化器、分布器、收水器,W解吸水解工序处理 后的解吸净水作洗漆剂,对造粒塔顶排放的含有尿素粉尘或氨的造粒尾气进行洗漆。出洗 漆塔的洗漆液一部分返回洗漆循环槽,另一部分通过溢流利用位差送返回尿素低压吸收系 统。
[0化6] 与现有技术相比,本发明的有益效果为:
[0化7]( -)、本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺。它由'液相逆流式尿素合成、= 段加热-降膜逆流换热的尿素中压分解、=段吸收-蒸发式氨冷-低水碳比的尿素中压回 收、补碳-利用解吸水解余热的尿素低压分解回收、回收低位能热的尿素一段蒸发、高效安 全的尾气净氨、节资节能型尿素废水处理、尿素造粒尾气粉尘回收'等关键工艺与设备技术 集合而成。尿素生产综合能耗水平[吨尿素单耗一一氨570kg、蒸气905kg、循环水77m3、电 125kwh,排放尾气氨含量低于1%V,处理后的工艺废水氨、尿素含量低于5ppm]与二氧化碳 气提工艺相当,个别指标领先,总投资至少要低20%。节能型尿素生产技术具有投资低、能 耗低、操作简单、弹性大等特点,因此本发明工艺技术有相当可观的经济效益和社会效益。 [0化引 (2)本发明中所述的节能型全循环尿素生产工艺,尿素合成采用液相逆流换热式 尿素合成塔,转换率高达73%V,全液相(气相比例小)、低返混、无热点、低腐蚀(塔衬里用 尿素级31化)。
[0化9] (3)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺,尿素中压分解工艺操作灵活可靠、 投资较低;氨基甲酸锭分解率高、总氨蒸出率高;气相含水量低,且回收利用解吸净水热量 可降低蒸汽消耗。在尿素中压分解工艺中,增加甲锭分离器,降低浓甲锭液水碳比,利于系 统水平衡,可W使回收的甲锭液温度由传统的90~95°C提高到105°C,甲锭液水碳比(摩 尔比)可由传统的2. 0降低至1. 5,提高尿素合成转化率。尿素中压回收通过采用S段吸 收来提高二氧化碳吸收率,从而最大限度地保证出中压吸收塔气体中的二氧化碳含量低于 5ppm。吸收效率高、操作简单、运行安全稳定。采用碳钢材质的盘管喷淋蒸发式氨冷凝器取 代传统的列管式不诱钢冷凝器,设备投资低,节约循环水耗[吨尿素节循环水60m3W上]。 [0060] (4)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺,设置逆流式降膜式预蒸发器,充 分利用中压分解气的冷凝热将尿素溶液浓缩到82-84%wt,减少了蒸发工序蒸汽用量。并 设置二段甲锭液预热器,提高二段甲锭液浓度,增加了降膜式预蒸发器的热回收,又减少了 中、低压吸收工段的冷却循环水消耗。
[0061] (5)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺,尾气净氨精洗器W设计压力 5.OMPa、操作压力0. 6MI^a的具有特殊内部结构的邱式浸没式吸收器;在0. 5MI^a压力下通过 =个串联的邱式浸没式吸收器,设计压力大于操作压力的7倍W上,确保操作的安全性,安 全实现尿素尾气的净氨工艺,从而保证不凝气体中氨含量《1%V。
附图说明:
[0062] 图1所示是现有技术中水溶液全循环尿素生产系统的示意图;
[0063] 图2所示是本发明所述的节能型全循环尿素生产系统的示意图。
具体实施方式
[0064]为了使本发明的内容更加便于理解,下面将结合附图和具体实施方式对本发明中 所述的节能型全循环尿素生产系统及其工艺做进一步的阐述。但不应将此理解为本发明上 述主题的范围仅限于下述实施例。
[0065] 实施例1 :
[0066] 本实施例中所述的节能型全循环尿素生产系统如图2所示,所述系统包括;C〇2压 缩机、甲锭累(即氨基甲酸锭累的简称)、液氨累和尿素合成塔,C〇2压缩机分别与甲锭累和 液氨累连接,液氨累与尿素合成塔连接,在所述尿素合成塔后依次串联有降膜逆流中压分 解塔及加热器、甲锭冷凝器、甲锭分离器、=段中压吸收塔及蒸发式氨冷回收器、液氨缓冲 槽、惰性气体洗漆器、尾气净氨精洗器、低压分解塔及加热器、二甲液预热器、邱式低压吸收 器、降膜式预蒸发器、一段蒸发器及一段蒸发冷凝器、二段蒸发器及二段蒸发冷凝器、工艺 废水解吸水解塔;所述甲锭分离器通过甲锭累与所述尿素合成塔连接连接,所述中压吸收 塔与蒸发式氨冷器连接,蒸发式氨冷器与液氨累连接连接,在所述中压分解塔和中压吸收 塔之间设置降膜式预蒸发器和甲锭分离器,在所述蒸发式氨冷回收器与尾气净氨精洗器之 间依次连接液氨缓冲槽、惰性气体洗漆器。
[0067] 所述尿素生产系统还包括与所述尿素合成塔连接的中压分解塔,所述中压分解塔 与所述低压分解塔连接,所述低压分解塔与所述蒸发器连接。
[0068] 所述中压吸收塔通过所述蒸发式氨冷回收器与所述液氨缓冲槽连接。
[0069] 在所述降膜逆流中压分解加热器与所述的工艺废水解吸水解塔连接。
[0070] 所述蒸发式氨冷回收器为喷淋盘管式换热器,所述降膜式预蒸发器为列管式换热 器,所述尾气净氨精洗器为列管浸没式吸收器。
[0071] 所述尿素合成塔为液相逆流换热尿素合成塔,其塔内设旋流分布器和下降管。
[0072] 基于本实施例中所述的节能型全循环尿素生产系统的生产工艺为:
[0073] (a)来自氨库的原料液氨,经液氨累加压到23MI^a后送往液氨预热器,被加热到 60-70°C分为气氨与氨基甲酸锭累来的105°C氨基甲酸锭液和来自C〇2压缩机的23MPaC〇2 的一起进入合成塔塔顶分布器,在塔内完成等温高压合成反应。
[0074] 化)尿素高压合成工艺物料路线:W液相逆流换热式尿素合成塔为核屯、组成的 '约10%V液氨底部入塔内、二氧化碳、甲锭液及约90%V液氨从顶部进入塔内,反应产物 从塔的顶部出。
[0075] (C)反应气液混合物,所述反应气液混合物从尿素合成塔顶部出来,进入中压分解 塔加热至158~160°C,使得气液混合物中的未反应物在减压加热中被分解析出;
[0076] (d)中压分解气、液,所述中压分解气从中压分解塔顶部出来,温度120-123°C进 入降膜式预蒸发器换热后温度110~115°C,使得气体中的副产物N&和CO2被充分吸收, 中压分解塔浓度约有62%的尿素溶液,通过压差进入低压分解塔;
[0077] (e)中压氨回收,中压分解气体经降膜式预蒸发器后,进入甲锭冷凝器,所得氨基 甲酸锭溶液温度约l〇5°C,经甲锭分离器分离后的气体再进入中压吸收塔进一步吸收,出塔 的气体中二氧化碳含量低于lOppm,经蒸发式氨冷器冷凝为液氨,依靠位差流入液氨缓冲 槽。
[007引 (f)低压分解气,从低压分解塔出来的所述低压分解气进二甲锭液换热器回收热 量后入邱式低压吸收器进行鼓泡吸收,将所述副产物N&和C0 2充分吸收,所得稀氨基甲酸 锭溶液与中压分解气体一并进入降膜式预蒸发器,所述低压吸收器采用二个邱式设备组合 成的一步吸收系统,不凝气体中氨含量《1%V。
[0079] (g)尿素溶液的蒸发,从低压分解塔出来的尿素溶液进入降膜式预蒸发器,与中压 分解塔来的气液混合物换热后,温度在98-102°C,尿素溶液浓度82-84%wt左右进入一段 蒸发器,一段蒸发器下段用蒸汽冷凝液作热源,上段用膨胀蒸汽作热源。
[0080] 化)尾气氨的净化回收,从惰性气体洗漆器来的氨含量约65%V的气体进入尾气 净氨精洗器,与吸收剂反应吸收后氨含量降至1%VW下。
[0081] (i)尿素工艺废水处理,传统的废水处理系统设备多、工艺流程长、投资大而且废 热利用率低,此技术尿素废水处理工艺仅由'解吸水解塔、解吸水解换热器、解吸水解累' 组合而成。特点在于;所用设备比任何工艺少;尿素废水经处理后的解吸净水中尿素含量 《5ppm、氨含量《5ppm;解吸水解塔底出来的186°C解吸净水、解吸水解塔顶出来的162°C 的解吸气之余热,分级利用于尿素中压分解、低压分解工序,利于节省蒸汽、系统水平衡。
[0082] (j)尿素造粒尾气粉尘回收,设在造粒塔顶排风口,由尿素粉尘洗漆塔、洗漆循环 槽、循环累=个设备组成的尿素粉尘回收工艺。尿素造粒尾气粉尘回收与尿素造粒塔体纳 为一体设计、洗漆与回收同步、减少尿素粉尘对大气污染、降低尿素消耗。
[008引 对比例;
[0084] 为了证明本发明中所述的节能型全循环尿素生产系统及其工艺相比于现有技术 具有明显的技术效果,所述实施例与对比例中实际测量到的工艺参数和效果如下表所示:
[0085]
Figure CN104829494AD00121
[0086] *C〇2消耗尿素为压缩机出口计,水溶液和CO2汽提为压缩机入口计
[0087] 从上表可W看出,节能型全循环尿素生产装置相比国内水溶液全循环装置在节能 降耗方面具有明显的竞争优势,且大部分指标优于C〇2汽提工艺。
[008引虽然本发明已经通过具体实施方式对其进行了详细阐述,但是,本专业普通技术 人员应该明白,在此基础上所做出的未超出权利要求保护范围的任何形式和细节的变化, 均属于本发明所要保护的范围。

Claims (9)

1. 一种节能型尿素生产系统,包括CO2压缩机、甲铵泵、液氨泵和尿素合成塔,其特征在 于:CO2压缩机分别与甲铵泵和液氨泵连接,液氨泵与尿素合成塔连接,在所述尿素合成塔 后依次串联有降膜逆流中压分解塔及加热器、甲铵冷凝器、甲铵分离器、三段中压吸收塔及 蒸发式氨冷回收器、液氨缓冲槽、惰性气体洗涤器、尾气净氨精洗器、低压分解塔及加热器、 二甲液预热器、卧式低压吸收器、降膜式预蒸发器、一段蒸发器及一段蒸发冷凝器、二段蒸 发器及二段蒸发冷凝器、工艺废水解吸水解塔;所述甲铵分离器通过甲铵泵与所述尿素合 成塔连接连接,所述中压吸收塔与蒸发式氨冷器连接,蒸发式氨冷器与液氨泵连接连接,在 所述中压分解塔和中压吸收塔之间设置降膜式预蒸发器和甲铵分离器,在所述蒸发式氨冷 回收器与尾气净氨精洗器之间依次连接液氨缓冲槽、惰性气体洗涤器。
2. 根据权利要求1所述的节能型尿素生产系统,其特征在于:所述中压吸收塔通过所 述蒸发式氨冷回收器与所述液氨缓冲槽连接。
3. 根据权利要求1所述的节能型尿素生产系统,其特征在于:在所述降膜逆流中压分 解加热器与所述的工艺废水解吸水解塔连接。
4. 根据权利要求1所述的节能型尿素生产系统,其特征在于:所述蒸发式氨冷回收器 为喷淋盘管式换热器,所述降膜式预蒸发器为列管式换热器,所述尾气净氨精洗器为列管 浸没式吸收器。
5. 根据权利要求1所述的节能型尿素生产系统,其特征在于:所述尿素合成塔为液相 逆流换热尿素合成塔,其塔内设旋流分布器和下降管。
6. -种基于权利要求1-5中任一所述节能型尿素生产系统的生产工艺,其特征在于包 括如下步骤: (a) 液氨经液氨泵加压到23MPa后送往液氨预热器,被加热到60°C分为顶部和底部进 入,占总量90% V的顶部NH3与来自甲铵分离器经甲铵泵加压到23MPa,温度为105°C的氨 基甲酸铵溶液和来自〇)2压缩机的23MPa,温度为120°C的CO2-起进入尿素合成塔塔顶分 布器;占总量10% V的底部NH3通过尿素合成塔底部进入; (b) 尿素合成,工业生产尿素的反应分两步进行,第一步由氨和二氧化碳反应生成中间 产物氨基甲酸铵,其反应式为: 2NH3 (液)+CO2 (气)=NH4COONH2 (液)+Q1 第二步由甲铵脱水生成尿素,其反应式为: NH4COONH2 (液)=CO (NH2) 2 (液)+H2O (液)-Q2 (c) 反应气液混合物,所述反应气液混合物从尿素合成塔顶部出来,进入中压分解塔加 热至158~160°C,使得气液混合物中的未反应物在减压加热中被分解析出; (d) 中压分解气、液,所述中压分解气从中压分解塔顶部出来的温度为120-123Ό,进 入降膜式预蒸发器换热后温度为110~115°C,使得气体中的副产物NHdPCO2被充分吸收, 中压分解塔度中约有66% wt的尿素溶液,通过压差进入低压分解塔; (e) 中压回收,中压分解气体经降膜式预蒸发器后,进入甲铵冷凝器,所得氨基甲酸铵 溶液经甲铵分离器,分离后的气体再进入中压吸收塔进一步吸收,出塔的气氨经蒸发式氨 冷回收器冷凝为液氨,依靠位差流入液氨缓冲槽; (f) 低压分解气,从低压分解塔出来的所述低压分解气进二甲铵液换热器回收热量后 入卧式低压吸收器进行鼓泡吸收,将所述副产物NH#P CO 2充分吸收,所得稀氨基甲酸铵溶 液与中压分解气体一并进入降膜式预蒸发器,所述低压吸收器采用二个卧式设备组合成的 一步吸收系统,但压差不超过0. 〇5MPa ; (g) 尿素溶液的蒸发,从低压分解塔出来的尿素溶液进入降膜式预蒸发器,与中压分解 塔来的气液混合物换热后,温度在98-102°C,尿素溶液浓度82-84% wt左右进入一、二段蒸 发器; (h) 尾气氨的净化回收,从惰性气体洗涤器来的氨含量约65% V的气体进入尾气净氨 精洗器,与吸收剂反应吸收后氨含量降至1% V以下。 (i) 尿素工艺废水处理,来自工艺冷凝液储罐的含有少量氨、二氧化碳及尿素的工艺冷 凝液经过预热后从水解塔解吸塔顶部的进液口进入解吸段,经水解后的工艺冷凝液通过水 解段底部排出水解塔,水解过程中所得的含有氨和二氧化碳的气体,通过塔顶集气管进入 低压分解塔回收热量; (j) 尿素造粒尾气粉尘回收,设在造粒塔顶排风口,由尿素粉尘洗涤塔、洗涤循环槽、循 环泵三个设备组成的尿素粉尘回收工艺。
7. 根据权利要求6所述的节能型尿素生产系统的生产工艺,其特征在于:所述步骤(e) 中,从所述甲铵分离器的氨基甲酸铵溶液,温度为l〇5°C,经氨基甲酸铵泵加压至23MPa返 回尿素合成塔;所述液氨缓冲槽的液氨,经液氨泵加压至23MPa送入尿素合成塔。
8. 根据权利要求6所述的节能型尿素生产系统的生产工艺,其特征在于:所述步骤(d) 中的中压分解气与稀氨基甲酸铵溶液混合后放出的热量被降膜式预蒸发器的管内蒸发式 换热器带走,即回收了余热,又减少了中压吸收工段的冷却水消耗,同时又将尿素溶液浓度 提高到82-84% wt。
9. 根据权利要求6所述的节能型尿素生产系统的生产工艺,其特征在于:所述步骤(f) 中,所述低压吸收器的稀氨基甲酸铵溶液,温度约40°C,经二段氨基甲酸铵泵加压至2MPa 送入降膜式预蒸发器换热段。
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