生产尿素的工艺
专利汇可以提供生产尿素的工艺专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且节能型生产尿素的工艺，液 氨 、CO2在带有内置列管换热器的合成塔内合成尿素，CO2转化率达72%以上。采用CO2在 钛 衬里，内设分离段，填料精馏段，降膜式列管换热器三段组合式气提塔内，气提分解未反应物，尿素溶液经第一分解塔、第二分解塔、闪蒸器分解分离后，凭借压差直接进入 蒸发 器 浓缩为熔融尿素， 造粒 得产品。CO2转化率高，减轻了后序工段的负荷。高压设备采用地面 水 平布置，施工维修方便。本工艺能耗低、操作安全，投资省，效益高。，下面是生产尿素的工艺专利的具体信息内容。
1.生产尿素的工艺，其特征在于工艺流程为：液氨经增压到25MPa，并将来自甲铵冷凝器(5)的甲铵溶液增压后一并进入合成塔(4)，CO2气经加压到21MPa，一部分作为气提剂送往具有钛材衬里的气提塔(6)内，另一部分加入到合成塔(4)上部，NH3、CO2及甲铵从合成塔顶部进入到合成塔(4)内的内置列管式换热器，在列管内进行甲铵生成反应，释放的热量用于列管外侧的甲铵脱水生成尿素的反应，合成塔的操作条件为：压力19～20.0MPa，温度185～190℃,NH3/CO2摩尔比4.0～4.2,H2O/CO2摩尔比0.65～0.75，尿素溶液从气提塔塔顶先进入分离段进行气液分离，气相进入甲铵冷凝器(5)，液相流入中部填料精馏段，调整NH3,CO2摩尔比后，进入下部降膜式列管换热器，用原料CO2气体气提分离未反应物，气提塔(6)的操作条件为压力17.5-18.5MPa，底部温度180-190℃，气提后的尿素溶液减压至1.8MPa后进入第一分解塔(7)上部进行闪蒸分离，分离后的尿素溶液进入下部加热段，甲铵在此分解，分解后的气液混合物再自塔下部上升到塔上部进行分离，气相送到一段蒸发器(30)的热能回收段，液相减压至0.29-0.39MPa后，送入第二分解塔(12)，在塔内被蒸汽加热到135-140℃，此时残存的过剩氨及甲铵完全分解气化进入气相，气液混合物经分离，气相自塔顶排出进入二段循环第一冷凝器(14)，离开第二分解塔(12)的尿素溶液减压至0.44MPa后进入闪蒸加热器(25)，并在闪蒸分离器(26)分离为气液两相，闪蒸气和一段蒸发气送至一段蒸发冷凝器(33)，温度为90℃，闪蒸分离后重量百分浓度为71％的尿素溶液凭借压差直接进入一段蒸发器(30)，在压力0.033MPa，温度130℃下浓缩至重量百分浓度为96％后送往二段蒸发器(35)，再在压力0.0033MPa、温度140℃下浓缩至重量百分浓度为99.7％，成为熔融尿素，熔融尿素送往造粒塔(45)造粒。
2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于在第一吸收塔(8)中回收的甲铵溶液经一段甲铵泵(10)加压后和气提塔上部分离出的气体一起进入甲铵冷凝器(5)，在压力17.5-18.5MPa，温度175-185℃下冷凝，释放出的冷凝热用以产生0.6MPa的蒸汽，冷凝后的气液混合物在底部的液位罐中分离，液相由增压器(2)送入合成塔，气相经减压后分别从第一分解塔(7)的顶部和底部进入塔内。
3.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于高压设备采用地面水平布置。
生产尿素的工艺
本发明属氨加工工艺类，具体地属于以氨、CO2为原料生产尿素的工艺类。
目前世界上用氨和二氧化碳生产尿素的工艺很多，最具有代表性的可分为全循环法和气提法两大类。全循环法又以水溶液全循环法和热循环法最为著名，气提法分为CO2气提法，NH3气提法，IDR法和ACES法四种。ACES工艺是日本三井东压公司和东洋工程公司在CO2气提法基础上加以改进，于1982年开发出来的。ACES工艺流程图如图2所示，具体工艺为：液氧经升压，预热后由泵3打入合成塔4。CO2经压缩机1压缩后，大部分进入气提塔6作气提剂，小部分进低压分解塔50，作低压气提剂。从第一、二甲铵冷凝器5、5′底部流出的甲铵进入合成塔4底部与进入底部的液氨发生反应生成尿素，再从塔底流出至气提塔6。尿素溶液在塔内自上而下与气提气逆流接触，进入气提塔6下部的降膜式换热器。从合成塔顶部出来的气体送往高压洗涤器46，经洗涤吸收后进入第一甲铵冷凝器5作吸收剂，未凝气体进入中压分解塔47，进一步回收CO2、NH3。
从气提塔塔顶出来的混合气体经第一、二甲铵冷凝器5、5′吸收冷凝成浓甲铵液返回合成塔4，放出的热量用于付产蒸汽和加热从气提塔6底部出来的尿素溶液。尿素溶液加热后送往中压分解塔47，在塔内进一步加热，甲铵进一步分解成NH3、CO2。气体由泵48送往中压吸收器49予以回收。尿素溶液进一步减压送至低压分解塔50，在塔内通过加热分解未反应物，使尿素溶液中的残余氨、CO2分别降至重量百分0.7％、0.4％以下。尿素溶液再从塔底流出送至预浓缩器52，再经蒸发加热器53浓缩成熔融尿素，在蒸发分离器54分离后由泵43打往造粒塔45造粒。
离开中压分解塔47的气相进入中压吸收器49，由来自低压循环系统的氨水吸收形成甲铵溶液，经高压甲铵泵48加压后送往高压洗涤器46，离开低压分解塔50的气相进入低压吸收器51，经工艺冷凝液吸收后形成氨水，由氨水泵16送往中压吸收器49。蒸发气相在表面冷凝器中55冷凝，未凝气体由喷射器22抽出，冷凝器得的工艺冷凝液收集在氨水槽39中，经解吸泵40送至解吸换热器57，换热后送入解吸——水解系统57，ACES工艺高压设备采用高框架(约70m)布置，施工安装和操作维护不够方便。另外在该工艺中采用两台甲铵冷凝器，其中一台付产0.50MPa蒸汽，另一台管壳两侧均为工艺介质，工艺条件苛刻，操作难度大；该工艺所采用二段组合式气提塔，即筛板段+列管加热段，虽比其它工艺有所改进，但仍不十分理想。采用高压洗涤器存在不安全因素。能耗大，生产每吨尿素蒸汽消耗0.58吨。
本发明的目的旨在设计一种新的节能型尿素生产工艺，以克服以上几种工艺存在的不足。采用本工艺，能耗低，气提分解率高，操作安全，设备投资少。
本发明的目的是以下述方式实现的，生产尿素的工艺流程为：液氨经增压到25MPa，并将来自甲铵冷凝器5的甲铵溶液增压后一并进入合成塔4，CO2气经加压到21MPa，一部分作为气提剂送往钛材衬里的气提塔6内，另一部分加入到合成塔4上部。NH3、CO2、及甲铵混合物从合成塔4顶部进入到合成塔4内的内置列管式换热器中，在列管内进行甲铵生成反应，释放的热量用于列管外侧的甲铵脱水，生成尿素的反应。合成塔的操作条件为：压力19-20.0MPa，温度85-190℃。尿素溶液从气提塔6塔顶先进入分离段进行气液分离，气相进入甲铵冷凝器5，液相流入中部填料精馏段，调整NH3、CO2摩尔比后，进入下部降膜式列管换热器，用原料CO2气体气提分离未反应物。气提塔的操作条件为压力17.5-18.5MPa，底部温度180-190℃。气提后的尿素溶液减压至1.8MPa后进入第一分解塔7上部进行闪蒸分离，分离后的尿素溶液进入下部加热段，甲铵在此分解，分解后的气液混合物再自塔下部上升到塔上部进行分离。气相送到一段蒸发器热能回收段30，液相减压至0.29-0.39MOa后，送入第二分解塔12，在塔内被蒸汽加热到135-140℃，此时残存的过剩氨及甲铵完全分解气化进入气相，气液混合物经分离，气相自塔顶排出进入二段循环第一冷凝器14，离开第二分解塔的尿素溶液经减压至0.044MPa后进入闪蒸加热器25，并在闪蒸分离器26分离为气液两相，闪蒸气和一段蒸发气送至一段蒸发冷凝器33，温度为90℃，闪蒸分离后重量酚浓度为71％的尿素溶液凭借压差直接进入一段蒸发器30，在压力0.033MPa、温度130℃下浓缩至重量百分浓度为96％送往二段蒸发器35，再在压力0.0033MPa、温度140℃下浓缩至重量百分浓度99.7％，成为熔融尿素。熔融尿素送往造粒塔45造粒，经过包装得到最终产品。
下面参照附图1及2详述本发明的内容：图1本发明工艺流程图图2ACES工艺流程图参照图1，纯度≥99.8％，压力为2.2MPa、温度≤30℃的来自合成装置的原料液氨，经高压液氨泵3加压到25MPa后，作为喷射器的驱动流体将来自甲铵冷凝器5的甲铵液增压后一并进入合成塔4。纯度≥98.5 ％，压力为0.103MPa、温度≤40℃的来自合成氨装置的原料CO2气体，通过CO2压缩机1加压到21MPa后，一部分作为气提剂送往气提塔，另一部分直接加入到合成塔4。合成回路所需的防腐空气在CO2压缩机1入口处加入。
合成塔4采用不锈钢或更耐腐蚀材料作衬里，内置列管换热器。NH3、CO2和甲铵三股物料在内置列管换热器的列管中进行甲铵生成反应，释放的热量用于列管外侧的甲铵脱水反应，使得整个合成过程实现自热等温，有效地提高了CO2的转化率。合成塔的操作条件是：压力=19～20MPa，NH3/CO2摩尔比=4.0～4.2，H2O/CO2摩尔比=0.65-0.75，CO2转化率≥72％。
气提塔6为一组合式塔，上部为分离段，中部为填料精馏段、下部为一降膜式列管换热器。在列管换热器中，用原料CO2气体逆流气提分解未反应物，所需的热量由壳侧蒸汽冷凝供给。气提塔的操作条件是：压力=17.5～18.0MPa，底部温度180-190℃。
在一段吸收塔8中回收的甲铵溶液经一段甲铵泵10加压后和从气提塔6上部分离出的气体一起进入甲铵冷凝器5，在压力17.5-18.MPa，温度175-185℃下冷凝，释放出的冷凝热用以产生0.6MPa的蒸汽，该蒸汽用于后序的尿素溶液净化和浓缩。冷凝后的气液混合物在底部的液位罐中分离，液相由增压器2送入合成塔，气相经减压后分别从第一分解塔7的顶部和底部进入塔内。
尿素溶液进入第一分解塔7下部加热段，甲铵在此分解，所需热量用蒸汽或气提塔出来的蒸汽冷凝液供热。分解后的气液混合物上升到上部进行分离。含有NH3和CO2的气相汇同低压循环来的稀甲铵溶液首先被送到一段蒸发器30的热能回收段，在此部分发生冷凝，放出的热量用以加热尿素溶液。从热能回收段排出的气液混合物经一段吸收冷却器9冷凝后再进入一段吸收塔8底部。
在一段吸收塔内，未冷凝的气体被来自惰性气体洗涤器11的浓氨水进一步回收，未凝气体送至惰性气体洗涤器，由来自二段循环第二冷凝器15的氨水吸收，尾气减压后送往尾气吸收塔17。一段吸收塔8底部的浓甲铵液经一段甲铵泵10加压送往甲铵冷凝器5。为了提供中压系统防腐所需的空气，甲铵冷凝器5出口气相减压后的一部分引入第一分解塔7底部液相入口处。
离开第一分解塔的尿素溶液进一步减压至0.29-0.39MPa进入第二分解塔12上部，与来自第二分解塔12底部加热段的气体逆流接触进入加热段，气液混合物经分离后，尿素溶液经减压送往闪蒸加热器25，气体经填料段后自塔顶排出，与来自解吸系统的解吸气混合后进入二段循环第一冷凝器14，在此被蒸发冷凝液所吸收，生成稀甲铵溶液，并循环第二冷凝器15内继续被蒸发冷凝液吸收，生成的氨水经氨水泵打往惰性气体洗涤器11，尾气去尾气吸收塔17。
惰性气体洗涤器11排出的尾气与二段循环第二冷凝器15排出的尾气混合后进入尾气吸收塔17底部，被来自尾气吸收塔循环泵34的蒸发冷凝液所吸收，生成的碳铵液送至碳铵溶液槽39贮存，尾气通过放空总管放空。
尿素溶液经闪蒸加热器25加热，闪蒸分离器26分离后，尿素溶液不象以往工艺，先贮存于尿液槽27，再用尿液泵31打进一段蒸发器30，而是凭借压差，直接进入一段蒸发器30，再经二段蒸发器35获得熔融尿素。熔融尿素由熔融尿素泵43送往位于造粒塔45顶部的旋转喷头进行造粒。从塔底部得到的颗粒尿素成品由胶带输送机送至包装处包装。
当蒸发系统操作不正常时，闪蒸分离器出来的尿素溶液可暂贮存在尿素溶液槽27中，待蒸发造粒系统正常后，由尿液泵31送入一段蒸发器。
闪蒸气与一段蒸发气分别送至闪蒸冷凝器29和一段蒸发冷凝器33冷凝，未冷凝气由闪蒸喷射器28和一段蒸发喷射器32抽至放空管放空。
二段蒸发气进入二段蒸发冷凝器38冷凝，末冷凝气由二段蒸发喷射器37抽至中间冷凝器42继续冷凝，未冷凝器由二段蒸发喷射器41抽至放空总管放空。
碳铵溶液槽39分为一段蒸发冷凝液室，二段蒸发冷凝液室与碳铵液室，分别贮存闪蒸及一段蒸发冷凝液和中间冷凝器42的冷凝液、二段蒸发冷凝液及碳铵液。
二段蒸发冷凝液由冷凝液泵44送往二段循环第一、二冷凝器，其不足部分由通过贮存室隔板小孔引入的一段蒸发冷凝液补充。贮存于一段蒸发冷凝室的液体除部分补入二段蒸发冷凝室外，其余全部由尾气吸收塔循环泵34送往尾气吸收塔17顶作吸收液。尾气吸收塔17底部得到的碳铵液送至碳铵液室贮存，系统各处的排放液亦进入碳铵液室。
碳铵液由解吸泵40送至解吸换热器22，与来自第二解吸塔21底部的废液进行换热后进入第一解吸塔19上部。第一解吸塔19出液中含有水、尿素、NH3和CO2由尿素水解器给料泵20送到水解换热器24，加热到200°后进入尿素水解器23，用蒸汽加热使尿素水解成NH3和CO2。经水解换热器24换热后的水解液返回第二解吸塔21。
离开第二解吸塔和尿素水解器的气相均进入第一解吸塔，离开第一解吸塔的气体进入二段循环第一冷凝器14，第二解吸塔底部废液经解吸换热器回收热量后排出界区。
本发明工艺具有以下特点：1、由于采用了带有内置列管换热器的高效合成塔，提高了CO2的转化率(达72％以上)、大大减轻了后序工段的负荷，使得后序的分解、吸收变得简单、方便。
2、气提塔采用钛材衬里的三段组合式结构，具有良好的抗腐蚀性能，并通过提高操作温度，从而获得比ACES法更高的气提分解率。
3、采用单台普通型列管式甲铵冷凝器，而不象ACES工艺采用两台，也没有采用两侧工艺介质换热等复杂，苛刻的工艺条件，使得设备结构简单，制造容易，投资省，操作简单安全。
4、本工艺通过提高甲铵冷凝器的操作温度以及付产蒸汽的压力，适当减少付产蒸汽发生量，实现了蒸汽自身平衡，不外送，降低了整个工艺的蒸汽消耗。
5、本工艺高压系统的出口气相分两股分别进入中压分解塔，因此高压系统不必设置有可能出现燃爆现象的高压洗涤器，真正实现了工厂的安全操作。
6、本工艺高压圈采用适当小压差操作，配以专有设计的增压器，使得高压设备实现了地面水平布置，方便了施工安装和操作维修。
本发明由于采用了上述的优化工艺和操作条件，降低了能耗，每吨尿素蒸汽消耗为575Kg，比ACES低5Kg，节省投资10％以上。
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