节能型尿素生产新工艺
专利汇可以提供节能型尿素生产新工艺专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且节能型尿素生产新工艺，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，尿素溶液经一分塔、二分塔、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。，下面是节能型尿素生产新工艺专利的具体信息内容。
1、节能型尿素生产新工艺，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、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，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，生成尿素，合成塔的操作条件为：P=19～20.OMPa，T=185～190℃，NH3/CO2=4.0～4.2，H2O/CO2=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后进入一分塔7上部进行闪蒸分离，分离后的尿素液进入下部加热段，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，送入二分塔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循一冷器14，离开二分塔的尿素溶液减压至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96%(重量)送往二段蒸发器35，再在0.0033MPa、140℃下浓缩至99.7%，成为熔融尿素，熔融尿素送往造粒塔45造粒，包装得产品。
2、根据权利要求1所述的工艺，其特征在于在一吸塔8中回收的甲铵溶液经一甲泵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，在高温高压下冷凝，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一分塔7的顶部和底部进入塔内。
3、根据权利要求1、2所述的工艺，其特征在于甲铵冷凝器的操作条件为P＝17.5-18.5MPa，T＝175°-185℃。
4、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。
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：液氨经升压，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。尿液在塔内自上而下与气提气逆流接触，进入气提塔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、二甲铵冷凝器吸收冷凝成浓甲铵液返回合成塔，放出的热量用于付产蒸汽和加热从气提塔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0.7%、0.4%以下。尿素溶液再从塔底导出送至预浓缩器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液，经高压甲铵泵48加在后送往高压洗涤器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，节能型尿素生产工艺流程为：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、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，生成尿素。尿素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后进入一分塔7上部进行闪蒸分离，分离后的尿素液进入下部加热段，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0.29-0.39MPa后，送入二分塔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循一冷器14，尿素溶液自塔底排出经减压至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分别送入闪蒸冷凝器29和一段蒸发冷凝器33。温度为90℃，重量浓度为71%的尿素溶液排往一段蒸发器30，在压力0.033MPa、温度130℃下浓缩至96%（重量）送往二段蒸发器35，再在0.0033MPa、140℃下浓缩至99.7%，成为熔融尿素。熔融尿素送往造粒塔45造粒，包装得产品。
下面参照附图详述本发明的内容：
图1 本发明工艺流程图
图2 ACES工艺流程图
参照附图，纯度≥99.8%，压力为2.2MPa、温度≤30℃的来自合成氨装置的原料液氨，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压缩机入口处加入。
合成塔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：P＝19～20MPa，NH3/CO2＝4.0～4.2，H2O/CO2＝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：P＝17.5～18.MPa，底部温度180-190℃。
在一吸塔8中回收的甲铵溶液经一甲泵10加压后和从气提塔上部分离出的气体一起进入甲铵冷凝器5，在高温高压下冷凝，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一分塔7的顶部和底部进入塔内。甲铵冷凝器的操作条件为P＝17.5-18.5MPa，T＝175-185℃。
尿液进入一分塔下部加热段，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二甲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液。从热能回收段排出的气液混合物经一吸冷却器9冷凝后再进入一吸塔8底部。
在一吸塔内，未冷凝的气体被来自惰洗器11的浓氨水进一步回收，未凝气体送至惰洗器，由来自二循二冷15的氨水吸收，尾气减压后送往尾吸塔17。一吸塔底部的一甲液经一甲泵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，甲铵冷凝器出口气相减压后的一部分引入一分塔7底部液相入口处。
离开一分塔的尿液进一步减压至0.29-0.39MPa进入二分塔上部，与来自二分塔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循一冷凝器14，在此被蒸发冷凝液所吸收，生成二甲液，并由二甲泵13送到一段蒸发器30热能回收段。出二循一冷凝器的气体在二循二冷凝器15内继续被蒸发冷凝液吸收，生成的氨水经氨水泵打往惰洗器11，尾气去尾吸塔11，尾气去尾塔17。
惰洗器尾气与二循二冷器尾气混合后进入尾吸塔底部，被来自尾吸泵34的蒸发冷凝 液所吸收，生成的碳铵液送至碳铵槽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液可暂贮存在尿液槽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，未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送往二循一、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，其余全部由尾吸泵送往尾吸塔顶作吸收液。尾吸塔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 循一冷凝器14，第二解吸塔底部废液经解吸换热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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