合 成 氨 与 尿 素
Ammonia and Urea Control Valves

 

  典型工况规格书:     高压尿素调节阀   高压尿素调节蝶阀   高压合成氨调节阀

 

 

 

合成氨

 

工艺流程

在200MPa的高压和500℃的高温和催化剂作用下,N2+3H2=2NH3,经过压缩冷凝后,将余料在送回反应器进行反应,合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。
合成氨主要用作化肥、冷冻剂和化工原料

①天然气制氨。天然气先经脱硫,然后通过二次转化,再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序,得到的氮氢混合气,其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1%~0.3%(体积),经甲烷化作用除去后,制得氢氮摩尔比为3的纯净气,经压缩机压缩而进入氨合成回路,制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨生产流程与此流程相似。

②重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油,可用部分氧化法制得合成氨原料气,生产过程比天然气蒸气转化法简单,但需要有空气分离装置。空气分离装置制得的氧用于重质油气化,氮作为氨合成原料外,液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。?

③煤(焦炭)制氨。

以无烟煤为原料生成合成氨常见过程是:

造气->半水煤气脱硫->压缩机1,2工段->变换->变换气脱硫->压缩机3段->脱硫->压缩机4,5工段->铜洗->压缩机6段->氨合成->产品NH3

采用甲烷化法脱硫除原料气中CO.CO2时,合成氨工艺流程图如下:

造气->半水煤气脱硫->压缩机1,2段->变换->变换气脱硫->压缩机3段->脱碳->精脱硫->甲烷化->压缩机4,5,6段->氨合成->产品NH3

造气工段-见煤气化

脱硫工段
中的硫在造气过程中大多以H2S的形式进入气相,它不仅会腐蚀工艺管道和设备,而且会使变换催化剂和合成催化剂中毒,因此脱硫工段的主要目的就是利用DDS脱硫剂脱出气体中的硫。

变换工段
变换工段的主要任务是将半水煤气中的CO在催化剂的作用下与水蒸气发生放热反应,生成CO2和H2。

变换气脱硫与脱碳
经变换后,气体中的有机硫转化为H2S,需要进行二次脱硫,使气体中的硫含量在25mg/m3。脱碳的主要任务是将变换气中的CO2脱除,对气体进行净化

碳化工段
变换气中
的二氧化碳分别在主塔和付塔内与碳化液和浓氨水进行反应而被吸收。

甲醇合成工段
联醇是将经变换、脱碳后的净化气中的CO:1-5%、CO2<0.5%(其含量可根据生产所要求的醇氨比调节)与气体中的H2经压缩机加压到15MP后,依次经过洗氨塔、油分、预热器、废热锅炉进入合成塔,在催化剂的作用下合成为甲醇,同时起到气体净化的作用。

精炼工段
醇后工艺气中还含有少量的CO和CO2。但即使微量的CO和CO2也能使氨催化剂中毒,因此在去氨合成工序前,必须进一步将CO和CO2脱除。

压缩工段
压缩工段的压缩机为六段压缩。由于合成氨生产过程中,变换、脱碳、粗醇与氨合成分别在0.87MPa、3.7MPa、15MPa、27MPa条件下进行,压缩工段的任务就是提高工艺气体压力,为各个生产工段提供其所需的压力条件。

氨合成工段
氨合成工段的主要任务是将铜洗后制得的合格N2、H2、混合气,在催化剂的存在下合成为氨。

冷冻工段
由于氨合成工段需要通过液氨气化来产生低温生产条件,因此冷冻工段的任务就是把气态的氨重新液化。

 

 

尿素

 

尿素生产工艺

基本由六个工艺单元,即原料供应、尿素的高压合成、含尿素溶液的分离过程、未反应氨和二氧化碳的回收、尿素溶液的浓缩、造粒与产品输送和工艺冷凝液处理

原料CO2和NH3被加压送到高压合成圈,反应生成尿素,二氧化碳转化率在50%~75%范围,此过程被称为合成工序;分离过程与未反应物回收单元承担着把未转化为尿素的氨和二氧化碳从溶液中分离出来,并回收返回合成工序,因此这两个单元被统称为循环工序;最后在真空蒸发和造粒设备中把70%~75%的尿素溶液经浓缩加工为固体产品,称为最终加工工序。

典型的有荷兰斯太米卡邦(Stamicarbon)公司的水溶液全循环CO2气提法、意大利斯那姆(Snamprogetti)公司的氨气提法和蒙特爱迪生集团公司的等压双循环工艺(IDR)、日本三井东亚—东洋工程公司的全循环改良“C”法和改良“D”法及ACES法、美国尿素技术公司UTI的热循环法尿素工艺(HR)等

Stamicarbon二氧化碳气提法尿素工艺

从美国凯洛格公司引进的1620t/d尿素装置(简称美型尿素装置,下同),从法国赫尔蒂公司引进的1740 t/d尿素装置(简称法型尿素装置,下同),以及由我国原化工部第四设计院和荷兰大陆公司联合设计的1740 t/d尿素装置(简称中荷尿素装置,下同)均采用了CO2气提法尿素生产工艺

  • CO2气体的压缩;

  • 液氨的加压;

  • 高压合成与CO2气提回收;

  • 低压分解与循环回收

  • 真空蒸发与造粒

  • 解吸与水解系统

CO2气体的压缩

从合成氨装置送来的CO2气体,先进入液滴分离器,将所含液滴分离后进入CO2压缩机。CO2压缩机是由蒸汽透平作动力驱动的两缸四段离心式压缩机,在每段之间分别设有段间冷却器和气液分离器。在压缩机各进出口设有若干温度、压力监测点,以便于监视压缩机的运行状况,压缩机的负荷是通过改变蒸汽透平的转速来控制的,经四段压缩后的气体(压力约为14.3MPa,温度为110℃左右)送去脱氢系统(视CO2中H2含量和合成系统高压尾气的洗涤吸收工艺方式而定,法型尿素装置不设脱氢装置),脱氢后的CO2中含氢及其它可燃气体小于50×10-6。
在CO2液滴分离器前加入一定量的空气,以供脱氢和设备防腐所需的氧气。空气由空气鼓风机提供,进入系统的空气量由一流量控制阀来调节。

液氨的加压

从合成氨装置送来的液氨经流量计量后引入高压氨泵,液氨在泵内加压至16.0MPa(A)左右。液氨的流量根据系统的负荷,通过控制氨泵的转速来调节。加压后的液氨经高压喷射器与来自高压洗涤器中的甲铵液,一起由顶部进入高压甲铵冷凝器。

高压合成与CO2气提回收

从高压冷凝器底部导出的液体甲铵和少量的未冷凝的氨和二氧化碳,分别用两条管线送入合成塔底,液相加气相物料总NH3/CO2(摩尔比)约为2.9,温度为165℃~170℃。从气提塔顶排出180℃~185℃的气体,与新鲜氨及高压洗涤器来的甲铵液在约14.0MPa下一起进入高压甲铵冷凝器顶部。

低压分解与循环回收

从气提塔出来的反应混合物(压力约14.0MPa,温度为162~172℃),经液位控制阀减压到约0.3MPa,减压膨胀,使溶液中甲铵分解气化,所需热量由溶液自身供给,溶液温度降至120℃左右,气-液混合物进入精馏塔顶部,喷洒到精馏塔鲍尔环填料上。液体从底部流出,温度约110℃进入循环加热器,进行甲铵的分解和游离NH3及CO2的解吸,其热量由壳侧的低压蒸汽(美型和中荷型尿素装置利用高调水作为补充热源)提供。加热蒸汽压力由调节阀调节流量大小来控制。离开循环加热器的气液混合物在精馏塔分离段中气液相发生分离,分离后的尿液经液位调节阀进入闪蒸槽,尿液温度为135℃左右。分离出来的气体进入填料段与喷淋液逆流接触,进行传热传质,进一步吸收NH3及CO2。

真空蒸发与造粒

?进入闪蒸槽的尿素溶液在闪蒸槽内减压至约0.045MPa(A),使甲铵再一次得到分解,NH3、CO2及相当数量的水从尿液中分离出来。这是一个绝热闪蒸过程,分离所需的热量由溶液本身提供。尿素溶液温度从135℃降至90℃左右。至此,气提塔出来的溶液经两次减压和循环加热处理,其中的NH3和CO2已基本被分离出来,尿液中尿素含量提高到72%~75%(m/m),进入尿液贮槽。闪蒸槽的真空度主要由一段蒸发喷射器的抽吸来维持。闪蒸出来的NH3、CO2和水进入闪蒸槽冷凝器冷凝,冷凝液进入氨水槽,其中未冷凝的气体,经调节阀与一段蒸发分离器的二次蒸气一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝。
??? 尿液槽中的尿液经尿液泵送到一段蒸发加热器,尿液流量由设置在管道上的调节阀控制。一段蒸发加热器是直立管式加热器,尿液自下而上在管内流动,在真空抽吸下形成升膜式蒸发。蒸发所需热量由高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽(有些装置还同时使用二段蒸发加热器来的冷凝液)供给,其温度由温度调节器自动调节加热蒸汽压力来实现。汽-液混合物进入一段蒸发分离器进行汽-液分离。蒸发二次蒸汽从顶部出来与闪蒸槽冷凝器来的气体一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝,冷凝液进入氨水槽。在一段蒸发冷凝器中未冷凝的气体由一段蒸发喷射器抽出与二段蒸发第二冷凝器来的气体一起进入最终冷凝器中冷凝。一段蒸发的压力控制在0.03~0.04MPa(A),其真空度由一段蒸发喷射器维持,并通过一段蒸发喷射器吸入管线上的压力调节阀调节空气吸入量及一段蒸发喷射器的蒸汽用量来控制。
??? 一段蒸发出来的尿液浓度为95%(m/m),温度为125~130℃,通过“U”型管进入二段蒸发加热器,它也是一个直立管式换热器。尿液在管内进行升膜式蒸发,壳侧用0.8MPa蒸汽加热。二段蒸发压力为0.003~0.004MPa(A),其真空度由蒸发喷射器保持。从二段蒸发加热器出来的汽-液混合物进入二段蒸发分离器进行汽液分离。分离后的气体由升压器抽出,压力升至0.012MP(A),进入二段蒸发冷凝器,其冷凝液进入氨水槽,仍未冷凝气体由二段蒸发第一喷射器抽吸到二段蒸发第二冷凝器进一步冷凝,冷凝液进入氨水槽。没有冷凝的气体由二段蒸发第二喷射器抽出与一段蒸发喷射器抽来的气体一起进入最终冷凝器,冷凝液进入氨水槽,最终还没有冷凝的气体进入排气筒排入大气。蒸发系统所有喷射器均以自产低压蒸汽作为动力。
??? 离开二段蒸发分离器的熔融尿素浓度为99.7%(m/m),温度为136~142℃,经熔融尿素泵送到造粒塔顶部的造粒喷头。在其管线上设置有一个三通阀,并构成一循环回路,当蒸发系统开、停车或发生故障时,熔融液可通过此循环回路返回尿液槽,俗称“蒸发打循环”。

解吸与水解系统

处理含氨工艺冷凝液的目的在于回收其中的NH3和CO2 (包括尿素中含有的NH3和CO2),使其返回尿素合成系统做原料,而含微量NH3和Ur的干净水则排放掉或另做它用(如锅炉水、循环冷却水的补充水等)。

Snamprogetti 氨气提法尿素工艺

意大利斯纳姆普罗盖蒂(Snamprogetti)公司创立于1956年,在60年代初开始尿素生产的研究。1966年第一个建成以氨做为气提气的日产70吨的尿素装置。
 早期第一代氨气提法尿素装置,设备采用框架式立体布置,氨直接加入气提塔底部。在70年代中期,改进了设计,设备改为平面布置。而且也不向气提塔直接加入氨气,这就是所谓的自气提工艺或称为第二代氨气提工艺,是目前采用的方法

    • CO2气体的压缩;

    • 液氨的加压;

    • 高压合成与氨气提回收;

    • 中压分解与循环回收

    • 低压分解与循环回收

    • 中、低压分解与循环回收

    • 真空蒸发与造粒

    • 解吸与水解系统

    斯那姆氨气提尿素工艺,是一种以氨为气提剂的全循环气提法。利用出合成塔溶液中所含过量氨,在操作压力与合成塔相同的,并用蒸汽加热的降膜换热器(气提塔)中,把二氧化碳气提出来。气提出来的二氧化碳和氨,在操作压力与合成塔相同的甲铵冷凝器中重新合成为氨基甲酸铵,而后再送回合成塔转化成尿素。
    这种设计的综合效果是:氨和二氧化碳在尿素高压系统中循环。对于任何组分都不必设泵加压。而在传统全循环法工艺中,氨和二氧化碳都是在降低压力时和尿液分离的,被水吸收变成甲铵后用泵加压返回合成塔。
    在氨气提法工艺中,二氧化碳进料量的85%左右在高压合成回路中循环。只有余下大约15%的二氧化碳以甲铵液的形式用泵加压返回合成塔。这样就大大减少了向高压系统用泵输送氨和甲铵液所需动力。
    由于甲铵冷凝器的操作温度很高,足以利用气相冷凝放出的热量来发生蒸汽,以供流程中的许多部位使用,节省外来蒸汽耗量。此外,返回尿素合成塔的甲铵液温度,比传统流程中从低压系统来的物料温度高得多。从而减少了为把低温物流加热到合成塔操作温度所需要的供热量。
    气提塔和整个尿素高压系统,存在有大量过量氨,使腐蚀问题减到最轻程度。由于过量氨量大,钝化用氧气量可减到最小,使惰性气体浓度降低,从而提高了转化率。同时惰性气体放空时,带走的氨损失量也将减少。还避免了因存在过量氧而会形成爆炸件混合气的问题。
    高压回路过量氨高,气提塔又采用钛材,气提塔的操作温度可以超过200℃,从而使高压回路中的分解率高。同时高压回路可以连续几天封塔保压。加上分解工段广泛采用降膜换热器,因而尿素溶液在装置内的存量减到最小,且不必排放。减少了排放液所带来的氨损失和对环境的污染。
    采用以液氨作动力的甲铵喷射泵,使甲铵液在高压回路中循环,因而主要设备可采用平面布置。节省基建投资,便于安装和设备维修。

     

蒙特爱迪生等压双循环(IDR)法尿素装置工艺简述

    等压双循环(IDR)工艺是意大利蒙特爱迪生集团公司(Montedison Group)于70年代末开发的尿素新工艺。该法工艺流程主要包括:尿素合成和高压回收,尿液净化和中低压回收,尿液浓缩和造粒,气体、液体排除物的处理等。

    (1)、IDR工艺的高压圈是由合成塔、氨气提塔、CO2气提塔、第一、第二高压甲铵冷凝器及高压甲铵分离器等设备组成。其中合成塔分上下两段,上段合成反应的NH3/CO2=3.75(摩尔比),下段的NH3/CO2= 4.1,使IDR工艺的CO2转化率可达71%以上。采用双回路的气提、冷凝系统,有利于合成塔的热平衡和整个系统的蒸汽平衡,也有利于合成塔的操作稳定。
    (2)、由于合成塔分成两段,而且物料靠重力流动,故合成塔及气提塔均可布置在平面上。
    (3)、两台高压甲铵冷凝器内均安装了甲铵喷射泵,利用高压甲铵液作为动力流体,将CO2气提气送至第一、第二甲铵冷凝器,同时加强了器内液体循环量,可以改善冷凝器的传热。
    (4)、采用双相防腐:气相用空气中的氧,液相采用双氧水。控制尾气氧含量低于4.5%(体积),使之不成为可燃爆气体。

     

尿素调节阀的特点:

 

 


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