桥氮800尿素技改方案

桥氮尿素800t/d技改方案（周新强）一、节能增产改造目标指标1.1装置能力装置能力由400t/d扩至800t/d1.2消耗指标消耗指标有较大幅度的下降，改造前后消耗情况见下表：改造前后消耗比较表（以吨尿素计）单位原消耗改造后消耗氨Kg585575蒸汽Kg1300990冷却水m3150110电KWh135120二、改造部分的项目2.1合成部分：增设高压圈在尿素合成部分增加高压甲铵冷凝器、第一尿素合成塔和汽提塔三台高压设备，把原来两台V=20m3尿素合成塔并联作为第二尿素合成塔，使其在高压部分形成一个高效循环的组合。氨升压至20MPa(G)，经原液氨预热器后与CO2气体和部分甲铵液一起进入甲铵冷凝器进行合成反应，在此利用甲铵的反应热副产320kg/Tur0.75MPa(G)的低压蒸汽，供下游的二段分解和一段蒸发工段使用。出甲铵冷凝器的气-液混合物进入第一尿素合成塔的底部，在操作压力20MPa(G)、操作温度为190℃条件下，脱水生成尿素，CO2单程转化率约为74～75%。第一尿素合成塔出料经减压后送至汽提塔。在此利用2.5MPa∕（G）的高压蒸汽加热，将未转化成尿素的大部分的甲铵分解分离和过剩氨分二路并联流至第二合成塔合成尿素。汽提塔出液经减压至1.76MPa(G)后送至中压分解系统。汽提塔出气NH3、CO2与一段吸收塔来的一段甲铵液一并送至原两个尿素合成塔，作为第二尿素合成塔，此塔进料NH3/CO2摩尔比约为4.5左右，操作温度约为188℃，CO2单程转化率为58～60%。第一、第二、两塔综合总转化率可达约80%。出第二尿素合成塔的溶液经减压至1.76MPa(G)后与汽提塔出液一并送至中压分解系统。2.2中压分解系统由于增加高压圈后，CO2转化率的提高和增加了高压汽提塔，使得中压分解负荷大大降低，差不多是原全循环工艺的一半，所以尽管装置能力几乎增加100%，中压分解吸收系统可按原20万吨改造方案执行。2.2一段分解2.2.1预分离器新增1台Φ1400予分离器并按要求配管。2.2.2预蒸馏塔。原有一段分解、二段分解设备均不能满足800t/d的生产能力。更换一台Φ1400预蒸馏塔；拟布置在室外新建的框架内。保留原275m2的一分加热器。老预蒸馏塔作二分塔使用。新上一台Φ800的液位槽。2.2.3一段吸收2.2.4改造Φ1100的一吸塔2.2.5.1精洗段更换5块GC—ⅢB型高效翅片塔盘，采用软四氟垫片密封，提高传质传热效率。2.2.6.2鼓泡段变径到Φ1600（直筒段长1.5米），并在增加的鼓泡段内安装1块Φ1600GC--ⅠA型液体高效分布板，原理同尿塔塔盘，既提高CO2的吸收能力，又避免鼓泡段高速气体容易产生偏流的现象。2.2.7一吸冷却器换热面积核算现有3台一吸冷却器，F＝150+60+94=304m2一吸冷却器换热面积核算：吨尿素冷却负荷24万大卡，小时产量25t，一吸冷却器外移热量600万大卡/小时，取平均传热温度12℃，取换热系数800（按有相变换热考虑），换热面积为：F=(24×104×25)/(12×800)=625m2新增加一台580m2的一吸冷却器，保留94m2的一吸冷，退役60m2和150m2的设备做它用。一吸冷却器的换热面积与操作温差有关，为生产稳定一般采用大流量小温差操作。新增580m2的一吸冷却器直接接入一吸塔，保留原94m2的一吸冷却器串联在新增580m2的一吸冷却器的前面。现有2台100m3/h及一台320m3/h的软水循环泵；更换一台350m³/h的软水循环泵，水管按要求放大，退役一台100m3/h的软水循环泵。流程修改：预分气进闪蒸热利用段，然后接入94m2的一吸冷却器（B）后面，再并联进入580m2的一吸冷却器（A）。580m2的一吸冷却器（A）与100m2的软水冷却器串联构成一个软水回路，由350m3/h软水泵打循环；原94m2的一吸冷却器（B）不设软水冷却器，由100m3/h软水泵打循环形成另一个软水回路。两个软水回路均考虑用部分新鲜软水置换热软水送锅炉房。设计新增的580m2的一吸冷却器（A）回路配管，回路管径为DN250；94m2的一吸冷却器（B）的回路配管利用原管道现场修改，回路管径仍为DN200。2.2.8.3氨冷器按一般生产水平氨冷面积为40m2/tu以上，改造后需要25×40=1000m2，原氨冷总面积约为1000m2左右，可满足生产。冷却水需要配套满足。2.2.9.4因资金原因惰气精洗器暂不上，预留Φ1400惰气精洗器的设备位置。2.3低压分解吸收系统：2.3.1二分塔改造现有装置上有Φ700×6038二分塔一台、F=94m2二分加热器一台。系统生产能力扩大至800吨后，Φ700二分塔的空塔气速高达3.12m/s，而其液泛气速为1.72m/s，因此这次改造二分塔需更换，为节约投资，可把原来Φ1100的一分塔改造成二分塔使用。同时F=94m2二分加热器也不能满足扩能后的生产需要，这次改造需新制一台F=160m2二分加热器，并把加热蒸汽由原来1.2MPa中压蒸汽改用甲铵冷凝器副产的0.75MPa低压蒸汽，可降低蒸汽消耗150kg/tur。2.3.2二甲液预热器为进一步回收甲铵反应热，降低蒸汽消耗，这次改造增设二甲液预热器，利用二分气作热源，把二甲液温度从45℃加热到95℃，每吨尿素可回收热量69000KJ，降低蒸汽消耗35kg/tur。同时可解决扩能后装置上二循一冷能力不足的矛盾做到一举两得。二甲泵：800t/d尿素产量时，进入一段系统的二甲液量为9745kg/h，温度为40℃，密度为980kg/m3，则二甲液的体积流量为7745/980=11m3/h。现有2台4m3／h的二甲泵，增加一台9m3／h的二甲泵；其中一台4m3／h的二甲泵可预留做精洗泵，与惰气精洗器配套。氨水泵：800t/d尿素产量时，进入一段系统的氨水量为5943kg/h，温度为35℃，密度为850kg/m3，则氨水的体积流量为3943/850=5.6m3/h。现有1台4m3／h的氨水泵。根据现场情况：氨水泵现在打量很小，约2m3/h,氨水泵可暂不需改造；如遇到一个泵不能满足生产时，可开启备用的二甲泵做氨水泵使用。2.4蒸发系统2.4.1真空预浓缩蒸发工艺现有尿素厂家在蒸发改造过程中一般都采用所谓的“三段蒸发流程“，即闪蒸按照一段蒸发器的模式增加了闪蒸加热器，采用低压蒸汽加热。闪蒸加热器的使用，在一定程度上可减轻一段蒸发分离器的负荷，但却不利于降低蒸发系统蒸汽的消耗。如采用闪蒸加热器后，蒸汽把闪蒸后的尿液浓度即从原来的71%增至75%，闪蒸出液温度也从原来的90℃增至100℃以上，而一段蒸热能回收段壳侧物料的冷凝温度只有115℃左右，闪蒸加热器提高了进一蒸热利用段尿液的温度和浓度，缩小了物料的传热温差，降低了一蒸热利用段的效率，热利用段回收的甲铵反应热将会减少，多余热量就会转嫁到一吸外冷器中去移走。增加外冷器负荷，而蒸气消耗并没有降低。因此这次改造可借鉴氨汽提法蒸发工艺技术，引进真空预浓缩器新工艺，把闪蒸改造预浓缩器，中压分解气改引至新增的真空预浓缩器作加热源，使尿液浓度由约70%浓缩至约85%，从而有效减轻一段蒸发加热器和一吸外冷器的负荷，降低蒸汽消耗80kg/tur。蒸发造粒蒸发采用三段加热蒸发，以降低蒸汽消耗。闪蒸部分：原二蒸分离器作闪蒸分离器，原一蒸热能利用段作闪蒸热能利用段，原120m2二表冷作闪蒸冷。更换一台Φ1600一蒸分离器；更换一台Φ800一蒸加热器(46m2/147m2)；一表冷暂不更换，将循环冷却水改用一次冷却水；新增一台Φ500的液位槽。二蒸部分：更换一台Ø2000二蒸分离器；更换一台Ø500二蒸加热器（20㎡）；更换一台Ø1100二表冷（284㎡）。现有两台120㎡的二表冷，用靠北面的一个原120m2的二表冷作闪蒸冷；另一个靠南面的原120m2的二表冷保留，作二表冷（B）串联于新增的一台284m2二表冷（A）后面。一次冷却水分别送一、二表冷，并联连接。其中二表冷下水接至闪蒸冷作其上水。一表冷及闪蒸冷的回水并联后送一次水下水回路2.4.2一段蒸发加热器一段蒸发加热器加热蒸汽由原来的1.2MPa中压蒸汽改用高压甲铵冷凝器副产的0.75MPaG低压蒸汽加热，可降低一段蒸发蒸汽消耗200kg/Tur。解吸现有Ø700解吸塔，不能满足生产。根据现场的情况，恢复使用老Ø600解吸塔。现分为两个并联的解吸系统：解吸系统A由下列三台设备构成：Ø700解吸塔作第一解吸塔(A)，109m2的氨冷器（作解吸冷凝器），60m2一吸冷（作解吸换热器）。解吸系统B由下列设备构成：Ø600解吸塔作第二解吸塔（B），2台原有的解吸换热器，原解吸换热器。2.5主要动力设备改造2.5.1二氧化碳压缩机V=33.33×734×22.4×1×273.15+40×0.1013440.97273.150.10662-0.00056=14060m3/h=234m3/min现有打气量为55m3/min的CO2压缩机两台，800吨产量时需增加一台125m3/min的CO2压缩机。2.5.2液氨泵日产800吨时需要的液氨泵的液氨量为70m3/h，现有2台20m3／h的液氨泵，共计打液量40m3/h，增加1台36m3／h的液氨泵，800吨产量时开三台氨泵可满足需要。2.5.3一甲泵日产800吨时进入一甲泵的一甲液量为26m3/h，现有2台12m3／h的一甲泵，共计打液量24m3/h，勉强能够满足，但由于一甲泵检修繁严影响生产，增加1台16m3／h的一甲泵，开两台一甲泵可满足生产要求。2.5.5蒸汽冷凝液增压泵增加两台10m3/h蒸汽冷凝液增压泵，用于甲铵冷凝器汽包加水。2.6公用工程及工艺管道的改造1、日产尿素800吨时，循环冷却水总量需增加至3660m3/h。2、日产尿素1000吨时，需增加2.5MPa高压蒸汽8.6t/h，1.3MPa中压蒸汽24.5t/h3、更换部分管道，改变部分工艺流程，可满足日产800吨需要。设备布置1.室外0.00平面：新增一分塔及液位槽布置在一楼室外南面，Ø600的解吸塔及60m2解吸换热器（原一吸冷）布置于框架与造粒塔室外南面。高压泵房厂房向北延伸6米，新增一甲泵、液氨泵布置在内。2.CO2压缩机一台向东延伸两跨布置。3.一楼平面：新增一台9m3/h的二甲泵布置在原2#4m3/h的二甲泵（B）东边；新增冲洗水泵布置原冲洗水泵的北面。4.二楼平面：一吸塔鼓泡段改造。5.三楼平面：580m2的一吸冷却器（A）布置在94m2的一吸冷却器(B)的西面，两个一吸冷却器下移并布置在同一高度，方便一蒸加热器尿液进口的配管。原150m2的一吸冷却器位置不变，改为二循一冷预冷器。二蒸分离器、二蒸加热器布置在三楼中南面。6.四楼平面：一蒸分离器更换为Ø1600设备，尽量上移，布置在四楼中北面。一蒸加热器布置原来位置。7.五楼平面：内菱形蒸发洗涤器布置在一表冷西面。新增解吸冷凝器改为立式，布置在原解吸冷凝器的东面。新增二表冷（A）靠北布置，原靠南的二表冷（B）位置不变。原北面的二表冷作闪蒸冷凝器，布置在④⑤号轴线南面。原二蒸分离器移至原闪蒸分离器处，原一蒸加移至原二分位置。8.六楼平面：预分离器布置在框架东南角。惰气精洗器布置在框架东北角。·4.3.13改造后的主要设备改造后的主要设备一览表序号设备名称型号数量（台）备注1预蒸馏塔Ø140012一吸冷却器580m213二分加热器160m214软水泵350m3/h15一蒸分离器Ø1600×371116一蒸加热器47/146m217冷凝液增压泵10m3/h28二蒸分离器Ø2000×371119二蒸加20m2110二表冷（A）284m2111液氨缓冲过滤器Ø1200×2630112液氨缓冲槽5m3113二表槽12m3114CO2压缩机125m3/min4M20-125/220115液氨泵36m3/h3YA-36/22116一甲泵16m3/h3JA-16/22117二甲泵9m3/h3JA（2）-9/2.5118冲洗水泵2～3m3/h119空气压缩机0.8m3/min120流