中國小尿素工業的發展和貢獻

尿素技術咨詢部

錢鏡清

筆者畢生從事水溶液全循環法尿素生產工藝和增產節汽技術的開發改造工作，至今已有60年的時光，其中前28年在中型尿素廠。1958年在南京化肥廠尿素中試裝置(3 000 t/a半循環法尿素裝置)學習，1959年赴前蘇聯學習尿素生產工藝(當時也是半循環法)。1960年回國后進入太原化肥廠(前蘇聯提供的三大化工基地之一)，其10 kt/a不循環法尿素裝置原設計采用半循環工藝，但前蘇聯沒有提供半循環法工藝設備，尿素合成塔為套筒式，配置有小型的高壓液氨泵和CO2壓縮機。1969年調至湖南湘江氮肥廠尿素車間，尿素裝置投產前帶隊去四川瀘州天然氣化工廠尿素裝置學習，該廠80 kt/a帶預分離的水溶液全循環法尿素裝置于1966年從荷蘭引進。1970年元旦組織指揮湖南湘江氮肥廠第一套國產化水溶液全循環法尿素裝置投產，歷時3年不斷改進原設計中的不足之處并對工藝設備、運轉設備進行改造，主要包括：循環框架高度由18.5 m提升至23.5 m；調整了氨冷凝器、液氨槽、一吸塔和一甲泵之間的高位差；一甲泵缸體原為進液閥和出液閥分開的四通缸體，缸體極易開裂，將其改造成進出閥為組合閥的三通缸體；參考瀘州天然氣化工廠進口的液位自調熔融泵，與長沙水泵廠合作制成液位自調式尿素熔融泵。這些改造工作實施后，才基本上穩定了生產，之后又在降低汽耗、提高產品質量、擴大生產能力方面開展了大量的工作。根據湘江氮肥廠尿素裝置的改造經驗，原化工部第四設計院進行了3次設計修改，其中第一次設計修改就是在湘江氮肥廠進行的。

從1986年開始，筆者受原化工部化肥司的委托，一直在小尿素裝置上開展開車投產和技術開發的指導工作。年產40 kt采用預蒸餾工藝流程的小尿素試驗裝置原有3套，在山東鄒城化肥廠、平度化肥廠建設的2套裝置相繼建成投產后，運行極不正常。為此，原化工部小氮肥處組織湘江氮肥廠、巨化集團公司合成氨廠和魯南化肥廠的技術人員去鄒城會診。由于第一版小尿素裝置是完全按中型尿素裝置第一版設計方案進行設計，所以開車情況不好，我指出了200條需修改的意見，同時接受原化工部的委托去指導河南輝縣化肥廠第三套小尿素試驗裝置開車。1986年6月，筆者對河南輝縣化肥廠的小尿素試驗裝置提出修改意見200多條，完成了所有的修改工作并安排尿素車間全體員工去湘江氮肥廠實習。1986年12月31日，河南輝縣化肥廠小尿素試驗裝置一次開車成功并連續運行3 d的考核時間，1987年1月就實現盈利。

在輝縣化肥廠召開的小尿素裝置開發現場會上，原化工部決定對已有25 kt/a合成氨產能的小氮肥企業先行改建40 kt/a小尿素裝置，并決定在“七五”和“八五”期間建設小尿素裝置100套，這些企業的合成氨生產能力同時由10 kt/a擴建至25 kt/a。

1 小尿素裝置的建設對中國尿素工業的發展發揮了積極的作用

中國尿素工業的發展始于1966年引進荷蘭斯塔米卡邦公司的水溶液全循環法尿素工藝，在四川瀘州天然氣化工廠建成160 kt/a裝置。由原化工部第四設計院自行設計、自制設備的第一套中型尿素裝置在石家莊化肥廠先于引進裝置開車，于1966年11月投產，但試車完成后因故停車。1970年1月，湖南湘江氮肥廠新建的45 kt/a合成氨配套80 kt/a尿素裝置投產，這可以說是第一套國產化水溶液全循環法尿素工藝生產裝置，采用預分離工藝流程、襯里式合成塔(內徑Ф 1 400 mm)，一吸塔精洗段采用浮閥型塔板。

從20世紀70年代開始至80年代初，我國建成80～110 kt/a中型尿素生產企業32家共38套裝置(包括2套進口裝置)。中型尿素裝置的設計前后共有3個版本，第三版較為完善，巨化集團公司合成氨廠、江西氨廠等的尿素裝置均采用該版本建設。

從1986年開始，眾多小氮肥企業改產尿素，掀起了我國尿素工業發展的新高潮。當時小尿素裝置投產后，國家沒有要求上繳產品增值稅，故18家運行情況良好的企業相繼建設了第二套和第三套尿素裝置。

為促進小尿素裝置的開發，筆者在原化工部化肥司小氮肥處于輝縣舉辦的3期學習班上授課，并走訪了87家小尿素企業進行開車指導或擴產節能技術指導。

2 小尿素裝置的節汽改造

2.1 噸尿素汽耗下降至1 100 kg

福建永安智勝公司60 kt/a小尿素裝置于1993年開車，當時噸尿素汽耗為1 380 kg。山東魯南化肥廠預分離工藝流程的110 kt/a尿素裝置在1981年開車時的噸尿素汽耗為1 500 kg，四川化肥廠預蒸餾工藝流程尿素裝置在1983年開車時的噸尿素汽耗為1 330 kg。因預蒸餾工藝流程入尿素合成塔的物料水碳比降至0.65，尿素合成塔CO2轉化率可達到67%，所以福建永安智勝公司的噸尿素汽耗與中型尿素裝置預蒸餾工藝流程比較接近。

2.1.1 增設預分離器

首先決定安裝位差問題。福建永安智勝公司小尿素裝置中的一吸塔前有2臺一吸外冷卻器，以一吸塔操作壓力1.70 MPa計，預分離氣直接去一吸外冷卻器，則預分離器的運行壓力在1.80 MPa；預蒸餾塔運行壓力因預蒸餾氣先經過蒸發工序的熱能利用段，然后通過2臺一吸外冷卻器再入一吸塔，則預蒸餾塔壓力在1.90 MPa。因此，預分離器和預蒸餾塔壓差估算值為0.10 MPa，預分離液要自流入預蒸餾塔，預分離器安裝在預蒸餾塔前，則安裝位差以水柱高度計需10 m。為了穩定運行操作，取15 m的安裝位差，預分離液流到預蒸餾塔前需設置7 m高的U形液封；預分離氣相管至一吸外冷卻器的管路上無需安裝系統壓力調節閥，以減小管道阻力。

預分離器在有2臺一吸外冷卻器下的實際運行壓力最低可達1.74 MPa，預分離氣直接去一吸外冷卻器，降低了系統壓力，所以預分離效果可接近在1.70 MPa設計壓力下的預分離效率，即可預分離出63%的過量氨，有10%的氨基甲酸銨得到分解，預分離氣氣相各成分體積分數為NH392%、CO23%、H2O 5%。因此，在安裝預分離器的工況下，可節省一分加的蒸汽用量，噸尿素汽耗可下降100 kg，即福建永安智勝公司噸尿素汽耗可降至1 280 kg。

2.1.2 增大熱能利用段的換熱面積

福建永安智勝公司在小尿素裝置產能擴大至120 kt/a時，將熱能利用段的面積由50 m2增大至110 m2。增大熱能利用段面積相當于增加了CO2的吸收體積，一吸塔本身和氨冷凝器無需作任何改造，熱能利用段的熱能回收率上升。需特別指出的是，增大系統中設備的面積，不會增大系統的壓力，反而有降低系統壓力的效果，有助于提高預分離器和預蒸餾塔的分解率，因此噸尿素蒸汽消耗又可下降100 kg，至1 180 kg。

2.1.3 余熱利用

筆者在福建永安智勝公司第一次使用一分加的高壓蒸汽冷凝液，即在膨脹槽前增設0.6 MPa中間膨脹槽，高壓蒸汽冷凝液先在中間膨脹槽膨脹出0.6 MPa的蒸汽并用于新增設的尿液閃蒸加熱器中。尿液閃蒸加熱器設置在二分后尿液去閃蒸槽之間的管路中，系利用原50 m2的熱能利用段。在預蒸餾工藝流程中，二分后尿液質量分數為67%，閃蒸后尿液溫度為95 ℃，相對應的尿液質量分數為70%；增設尿液閃蒸加熱器后，閃蒸后尿液溫度為105 ℃，尿液質量分數達到74%，這不僅提高了蒸發能力，而且降低了蒸發汽耗，使噸尿素汽耗又可下降80 kg，至1 100 kg。

2.2 修改湖北綠寰工藝時得到的啟示

湖北綠寰工藝與水溶液全循環法尿素工藝的不同點主要體現在蒸發工序的熱能利用方式上。該工藝的蒸發工序采用氨汽提法中壓氨汽提段的氣體作為尿液預濃縮器的熱源，但綠寰工藝把一分氣全量用作蒸發的熱源。很明顯，蒸發尿液所需的熱量少，而一分氣中全量CO2生成甲銨的放熱量大，熱量供需是不平衡的，出蒸發工序熱利用段的一分氣中約50%的CO2需在一吸塔吸收。由于熱負荷的增加，噸尿素一吸塔回流氨用量達到0.6 m3，與單純預蒸餾工藝相當(預蒸餾工藝噸尿素汽耗1 330 kg，綠寰工藝在1 300～1 350 kg)。

筆者在對綠寰工藝進行修改時，為了降低系統壓力、提高預分離效率，將預分離氣和預蒸餾氣分流，預分離氣直接去一吸外冷卻器和一吸塔，而預蒸餾氣經尿液預濃縮器后再進入一吸外冷卻器和一吸塔。為了降低二段壓力，取消二甲液預熱器。在河北冀州化肥總廠的試驗結果表明，是否采用二甲液預熱器對整體汽耗沒有影響。

在綠寰工藝中，一分塔采用自汽提式，一分加為降膜式加熱器，其換熱面積比升膜式加熱器大，一段分解氣流通空間大，因此流動阻力下降。河北冀州化肥總廠700 t/d小尿素裝置只有1臺一吸外冷卻器，采用筆者的工藝修改后，開車時預分離器壓力下降至設計壓力1.70 MPa，運行時只有1.67 MPa，因此預分離效率達到設計指標，噸尿素汽耗達到900 kg。

湖北當陽化肥廠600 t/d小尿素裝置是綠寰工藝第一次使用，在增設1臺等面積的一吸外冷卻器后，一吸塔工況才得以穩定，噸尿素汽耗為1 300 kg。由于系統中有2臺一吸外冷卻器(氣相為串聯流程)，產量提高至800 t/d時，預分離器壓力為1.74 MPa，噸尿素汽耗降至950 kg。

黑龍江浩良河化肥廠原110 kt/a尿素裝置由寧波遠東公司參照綠寰工藝改造至200 kt/a，噸尿素汽耗為1 300 kg，為解決汽耗高的問題，該裝置預分離氣已直接進入一吸塔外冷卻器。根據裝置實際情況，筆者首次提出預蒸餾氣并聯進入尿液預濃縮器(降膜式，面積大)和原蒸發加熱器(升膜式，面積小)，設計選用的熱源為高壓蒸汽，目的是降低預分離器壓力、提高預分離效率；同時采用2個熱能利用段以增加CO2吸收量，提高熱能回收率。大修后開車時，盡管未能按筆者要求更換1臺與尿液預濃縮器面積相當的蒸發加熱器，但是噸尿素汽耗仍下降了250 kg，若采用增大換熱面積的蒸發加熱器，噸尿素汽耗可以降至1 000 kg。

3 外熱回收利用

3.1 解吸氣熱焓的利用

原設計解吸氣經冷凝后，1/3的冷凝液用作解吸塔回流，2/3的冷凝液返回尿素系統，使入尿素合成塔的物料水碳比達到0.85，不僅影響尿素合成塔CO2轉化率，而且冷凝液中氨和CO2含量較高，對冷凝液輸送泵及前后管路產生強烈的腐蝕，寧波遠東公司在對巨化集團公司合成氨廠110 kt/a尿素裝置擴能技改為200 kt/a時，配置了深度水解裝置。后巨化集團公司合成氨廠對流程進行了修改，解吸氣不經冷凝而直接送往尿素蒸發系統的尿液閃蒸加熱器，把解吸氣冷凝器和尿液閃蒸加熱器合為1臺設備，其冷凝液作解吸塔的回流用，不凝氣送二段循環的第一冷凝器。經解吸氣加熱后，閃蒸后尿液溫度達到110 ℃，比用0.6 MPa膨脹蒸汽閃蒸后的尿液溫度105 ℃還高，說明解吸氣所含熱能比膨脹蒸汽大。當時巨化集團公司合成氨廠預蒸餾塔存在腐蝕現象，一分溫度在150 ℃(指標為160 ℃)，因此二分后尿液質量分數為65%(正常時為67%)。

在預蒸餾工藝中，二分后尿液質量分數為67%，閃蒸后尿液溫度為95 ℃，尿液質量分數提高至70%；增設閃蒸加熱器后，熱源用膨脹蒸汽，閃蒸后尿液溫度為105 ℃，尿液質量分數達到74%，即閃蒸后尿液質量分數比二分后的尿液提高7%。而用解吸氣加熱閃蒸加熱器，閃蒸后尿液溫度達到110 ℃，尿液質量分數達76%，與二分后尿液相比，尿液質量分數提高了9%。

寧波遠東公司設計的裝置噸尿素汽耗一般在1 250 kg，巨化集團公司合成氨廠由于利用了解吸氣的熱焓，噸尿素汽耗降至1 100 kg。

3.2 三聚氰胺尾氣熱焓的利用

很多尿素生產企業建有尿素下游產品三聚氰胺生產裝置，該裝置的尾氣用水吸收后送至尿素生產系統的一吸外冷卻器中，如福建三明化工總廠，進入尿素合成塔物料的水碳比達到0.95，在尿素合成塔配置普通塔板的情況下，尿素合成塔中CO2轉化率不到60%。后該廠改用徑流式平板塔板后，由于CO2轉化率提高至72%，因此系統水碳比下降至0.72。

筆者建議將三聚氰胺裝置的尾氣直接引入預蒸餾塔，其熱焓可直接用于預蒸餾塔內，則NH3和CO2可分別得到回收，預蒸餾氣再送至蒸發熱利用段，其中CO2被吸收，甲銨生成熱得以利用；到一段吸收塔后，其中的NH3可以在氨冷凝器中回收。

4 噸尿素汽耗降至800 kg的綜合措施

4.1 預分離-預蒸餾流程是節汽工藝的基礎

4.1.1 使用好預分離器是節汽工藝的主要因素

在原始工藝設計中，預分離器在1.7 MPa的設計壓力下能分離出尿素合成塔出液中63%的過量氨，10%的甲銨分解，預分離氣各組分體積分數約為NH392%、CO23%、H2O 5%，因此安裝預分離器后噸尿素汽耗可下降100 kg。

而預分離氣相與原預蒸餾工藝流程相比有較大幅度的變化，氨碳比由原8.03下降至3.94，CO2體積分數由原10.4%上升至18.7%。

4.1.2 盡量維持在原設計壓力下運行

筆者的節汽工藝是在提高生產負荷或降低汽耗時，增加的設備不使系統壓力上升，盡量維持在原設計壓力下運行，才能達到原設計的工藝效率。

設置預分離器后，預分離氣和預蒸餾氣分流，增產后不會增加一段分解系統的壓力，預分離氣直接去一吸外冷卻器。預蒸餾氣經尿液預濃縮器及蒸發熱利用段后，大部分CO2已經被吸收了，則小部分CO2進入一吸外冷卻器中，可被預分離氣中體積分數約為92%的NH3吸收，此時應加大一吸外冷卻器脫鹽水的循環量，以移除甲銨生成熱，否則達不到設計指標110 ℃。110 ℃是一甲液含CO2質量分數45%時的熔點溫度，不是被冷卻的溫度。很多企業不理解110 ℃的含義，由于脫鹽水循環量小，一般溫度在95 ℃左右就認為脫鹽水循環量已經足夠，致使CO2后移至一吸塔中被吸收，造成一吸塔很難穩定操作。

再說明一下，一吸塔出液達不到95 ℃的工藝指標，此溫度對應的一甲液中含CO2質量分數為35%。為了達到95 ℃的指標，必須更換一吸塔吸收段的氣體鼓泡分布器。原設計氣體分布器上的開孔直徑為Ф 10 mm，開孔總面積是進氣管截面積的96%，開孔孔徑應更改為Ф 5 mm，開孔總面積應為進氣管截面積的150%(湘江氮肥廠尿素裝置原始開車時就更改為此氣體鼓泡器)。開孔直徑縮小后，開孔數增加，這樣射出的氣泡直徑和氣流速度都小，在吸收段能被吸收下來；而開孔直徑為Ф 10 mm時，氣泡直徑和流速都很大，在吸收段吸收不完全而上移至精洗段，為了穩定一吸塔塔頂的工藝指標，只能增加吸收用水量，一甲液出液溫度只能在92 ℃以下，造成進入尿素合成塔物料的水碳比增大。

4.2 降低二甲液中CO2含量

4.2.1 二段工藝指標的修改

降低二甲液中CO2組分，預蒸餾工藝流程時質量分數為18%。為了增產的需用，筆者曾把二甲液中CO2質量分數降至14%～15%，目的是在熱能利用段吸收更多的CO2，既增加產量，又能提高熱能回收率。

在目前的節汽工藝中，預蒸餾氣體中氨碳比降至3.94，CO2體積分數上升至18.7%。這更需要稀的二甲液在熱能利用段吸收更多的CO2，熱能利用段中一甲液的氨碳比下降了，其熔點溫度上升，又利于熱能利用段熱能回收率的提高。所以，在中壓段多回收甲銨生成熱，是筆者節汽工藝的核心技術。

二段工藝指標的修改主要由二甲液組分決定。當要求二甲液中CO2質量分數在14%～15%，則二循一冷的氣液平衡壓力下降0.05 MPa，二循一冷的操作壓力維持在0.20 MPa即可，因此二循二冷的控制壓力為0.15 MPa，二分塔的壓力在0.25 MPa(這是讓二分后溶液到達尿液閃蒸槽的最低壓力要求)。二分溫度可下降至135 ℃，此溫度下尿液通過二分塔基本不會增加縮二脲的含量，又可降低二分加的汽耗。

改變二甲液組分的方法：預蒸餾工藝流程中二循一冷噸尿素加水50 kg，二循二冷噸尿素加水100 kg，二甲液含CO2質量分數為18%；根據系統水平衡原則，改為二循一冷噸尿素加水100 kg、二循二冷噸尿素加水50 kg，二甲液含CO2質量分數就下降為14%。

4.2.2 二段工藝指標修改后的益處

(1)二甲液中CO2質量分數下降至14%～15%，目的是在熱能利用段回收更多的甲銨反應熱；同時降低一吸塔的熱負荷，一吸塔操作容易，易于穩定一吸塔工藝指標。

(2)二甲液中CO2含量下降后，二循一冷的氣液平衡壓力下降0.05 MPa，因此二段的操作壓力可降低0.05 MPa，二循二冷后控制二段壓力在0.15 MPa，則二循一冷壓力為0.20 MPa，二分塔壓力為0.25 MPa，可降低二分加溫度至135 ℃，二分加汽耗下降，135 ℃下的尿液在二分塔系統不會使縮二脲含量增大。

(3)二循一冷中噸尿素加水100 kg后，壓力又高于二循二冷0.05 MPa，因此可吸收二分氣中更多的NH3和CO2；二循二冷中噸尿素加水50 kg后，夏季氨水質量分數只有17%，氨水中CO2質量分數不會超過3%，可以降低二段尾氣中氨的損失量。

4.3 采用新型塔盤，提高CO2轉化率

筆者的節汽工藝是在尿素合成塔中CO2轉化率為67%的基礎上逐步形成的，當時的塔盤均為軸流式氣室型。較理想的是綠寰公司開發的塔盤，在塔盤上布置的升氣孔以旋流方式與塔盤上的溶液接觸，增大了氣液接觸概率；塔盤上的升氣孔在塔盤四周布置得多一些，目的是減輕塔壁四周氣液接觸有時間差的問題，所以CO2轉化率可達69%。

由原化工部第四設計院總工程忠振開發、大連金重設備檢修廠制造的徑向流動的平面板，由2塊板或3塊板組成1個反應區，2塊板是對流式角度安裝，3塊板是旋流式角度安裝，在塔底仍有混合旋流板的條件下，CO2轉化率可達72%左右。