利用闲置氨碳分离装置改造蒸氨装置
时间：2022-12-03 20:30:05 来源：柠檬阅读网 本文已影响 人 
刘兴平
（四川美丰化肥分公司，四川 德阳 618000）
四川美丰化肥分公司两套连续转化合成氨装置，装置满负荷生产时，每小时约有5 t 富余中压蒸汽放空。合成车间两气塔出来的氨水浓度不足低，造成外销氨水困难和分公司氨水库存增加及环保压力增大，必须停开无动力氨回收装置或停膜回收装置来保证外销氨水浓度，会使液氨产量减少和消耗增加。三胺氨碳分离装置自2014 年8 月停用闲置，经技术改造后作为蒸氨装置，既充分利用了富裕的中压蒸汽，将氨水变成液氨，比直接出售氨水增加经济效益。
1.1 氨碳分离装置的基本情况
氨碳分离装置2007 年建成，当时是为了解决6 000 t 三胺装置氨水问题而建的配套装置。装置能力为24 t/d 液氨，25 t/d 二氧化碳。装置主要工艺特点是：采用中压（1.6 MPa）脱碳，低压（0.7 MPa）解吸、氨精馏；
用溴化锂冷水机组产生的冷水作为氨的冷却介质，不用氨压机，生产的液氨不含油。
1.2 氨碳分离装置的工艺流程
氨碳分离装置的工艺流程（见图1）是：从三胺装置尾气吸收系统送来的碳化氨水[含φ（NH3）=20%，φ（CO2）=0.4%，温度约40 ℃]，首先进入碳铵液贮槽，经碳铵液升压泵升压后，进入甲铵缓冲槽，与来自冷却吸收器的甲铵液混合，温度升至约69 ℃，再由脱碳塔上料泵升压后，送入解吸水换热器，与来自解吸塔的解吸水换热后温度上升到140 ℃～160 ℃，再从脱碳塔E1422 底层填料的上方进入脱碳塔。脱碳塔操作压力为1.6～1.7MPa（G）。
图1 改造前氨碳分离装置工艺流程图
气相由下而上运动与来自塔顶部（温度约50 ℃）和中上部（温度约95 ℃）的解吸废水逆流接触，其中的氨被水洗涤吸收，使气相中NH3浓度逐渐降低，CO2浓度则逐渐升高，最后经塔顶排出，送往界区外的尿素装置，脱碳塔底温度160 ℃～170 ℃，由再沸器用1.3 MPa（G）蒸汽加热。塔底排出的液体，靠压差进入解吸塔顶部。
来自脱碳塔的液体进入解吸塔的上部。液相在下降过程中，与上升的气相接触，其中的NH3和CO2被解吸，进入气相，从塔顶排出[组成：φ（NH3）=43%～45%，φ（CO2）=13%～14%，其余为水蒸气]，流入冷却吸收器。
解吸塔塔底排出的液体[φ（NH3）=0.05%～0.5%，几乎不含CO2]经解吸水换热器与碳化氨水换热，温度降至约95 ℃后，一部分解吸水冷却器冷却后，送往三胺装置尾气吸收塔；
另一部分经解吸液循环泵升压至2.4 MPa（G）后，大部分送往脱碳塔中部。
由解吸塔解吸出来的NH3、CO2和H2O 的混合气体依次鼓泡通过冷却吸收器。在冷却吸收器内，大部分水被冷凝，一部分氨和二氧化碳被吸收，进入液相。由冷却吸收器出来的气体大部分为氨，仍含有微量的二氧化碳和水，经氨精馏塔塔釜鼓泡器进入，再经精馏塔的填料段和塔顶部的回流冷凝器排出。塔顶部装有回流冷凝器（用7 ℃的冷水作冷却介质，借以控制回流氨的量）。气相在精馏塔内向上流动过程中，由于回流氨的作用使温度逐渐降低，其中的CO2和H2O几乎全部被吸收进入液相，气相中氨的纯度逐步升高[出塔氨气中：φ（CO2）≤50×10-6，温度17 ℃～18 ℃]，由塔顶排出。
来自氨精馏塔塔顶比较纯净的气氨从氨冷凝器上方进入，在氨冷器中用温度为7 ℃的冷水冷凝成的液氨流入液氨缓冲罐，然后由液氨泵送送至氨库。主要设备参数见表1。
表1 氨碳分离装置主要设备参数
1.3 消耗定额
原设计每吨液氨消耗定额为：电75 kW/h，蒸汽（2.2 MPa）7.5 t，循环水550 m3，仪表空气120 m3。由于蒸汽紧张，氨碳分离装置自2011 年初就停运，直接外卖氨水，所以没有查到装置的实际消耗相关数据。
1.4 操作参数
脱碳塔操作压力：1.6～1.7 MPa（G）；
脱碳塔釜操作温度：160 ℃～170 ℃；
脱碳塔顶操作温度：50 ℃～70 ℃；
解吸塔操作压力：0.75 MPa（G）；
解吸塔顶温度：140 ℃～145 ℃；
解吸塔釜温度：170 ℃～175 ℃；
精馏塔塔釜温度：30 ℃～40 ℃；
精馏塔塔顶温度：17 ℃～18 ℃；
氨冷凝器出口气相温度：15 ℃；
氨精馏塔塔顶压力：0.7 MPa（G）。
2.1 改造后工艺流程图（见图2）
2.2 改造说明及理由
改造点一：从合成车间送来的氨水含氨12%左右，温度25 ℃，不含二氧化碳，所以不需要脱碳，因此把脱碳部分设备全部隔离。如图2，这样氨水就不需要送脱碳塔，和解吸废液换热后送解析塔上部[1]。
改造点二：为了控制出氨精馏塔顶部气氨温度，出解析塔的气体必须部分冷凝回流到解吸塔顶部，冷却吸收器A/B、氨精馏塔串联作为氨冷凝器使用，冷却吸收器A/B 的换热面积都比较大，可根据热负荷大小是否使用冷却吸收器B，工艺流程作了如图2 改造；
另外，原冷却吸收器A/B 是主要是用来冷却吸收解析塔出来气体中的二氧化碳，防过度冷却采用调温水作冷却介质，现解析塔出来的气体不含二氧化碳，而且温度较高，冷却吸收器A/B 的冷却介质由调温水改用循环水。
图2 氨碳分离装置改造后的工艺流程图
改造点三：由于解析塔的设计压力为1.1 MPa（A），最高操作压力为1.0 MPa（A），所以解析塔的最高操作压力决定了其操作压力小于1.0 MPa（A）。一般正常操作压力为0.85 MPa（A），现碳铵液升压泵的扬程只有80 m，若用其给解析塔上部供液，加上解析塔25 m 左右的位差，碳铵液升压泵80 m 的扬程不能满足要求，但解吸废液泵的扬程有122 m，而且改造后工艺流程不需要该泵，所以就改解吸循环泵为解析塔上部供氨水，碳铵液升压泵作为回流泵把回流冷凝液送到解析塔顶部。碳铵液升压泵材质是304 L，解吸废液泵材质是304，都能满足要求[2]。
改造点四：来自氨精馏塔塔顶比较纯净的气氨从氨冷凝器上方进入，在氨冷器中用温度为7 ℃的冷水冷凝成的液氨流入液氨缓冲罐，含氨的空气排往三胺装置尾气吸收塔。改造后可把含氨尾气用洗涤器（不需增加，利用原洗涤二氧化碳的洗涤器）洗涤后放空，洗涤水达到一定浓度后打入碳铵液槽[3]。
改造点五：正常生产时解吸废液达到设计指标＜50×10-6，直接排放或送合成车间作吸收液；
若解吸废液质量分数＞50×10-6，必须送合成车间作吸收液。
2.3 改造后的操作参数的确定
改造后装置的操作压力取决于氨冷凝器和氨精馏塔的最高操作压力，氨冷凝器的最高操作压力为0.75 MPa（G），所以氨冷凝器的操作压力定在0.7 MPa（G）；
解吸塔顶的操作压力又取决于氨冷凝器的压力，考虑解吸塔至氨冷凝器有一定的压力降，解吸塔顶的操作压力约为0.75 MPa（G）。
解吸是体积增大且吸热的过程，所以操作压力低、操作温度高有利于解吸，但是压力低，精馏塔顶部液氨的冷凝温度越低，冷水机组只能把水温降到7 ℃左右，不利于液氨的冷凝回收，因此综合考虑设备设计压力等因素，该装置的操作压力定在0.7 MPa（G）左右时比较合理的。
0.7 MPa（G）时，液氨的冷凝温度约为17 ℃，氨冷凝器的操作温度低于17 ℃，操作温度定在15 ℃，精馏塔顶部17 ℃～18 ℃；
解吸塔底部排出的废液氨含量可降至0.05%，所以塔釜温度等于操作压力下的水的沸点温度，0.75 MPa（G）时水的沸点温度约为173 ℃，因此解吸塔底的操作温度定在170 ℃～175 ℃。
3.1 投资概算
氨碳分离装置改造为蒸氨装置，在现装置基础上不需要增加任何设备，只需要增加部分管道、管件和阀门，材质要求为304 不锈钢，改造实施可考虑由机修车间完成，只考虑材料费用和防腐保温等费用，估算4 万元左右。详细清单见表2.
表2 投资费用统计
3.2 实施改造后效益分析
蒸汽本来有富余放空，暂不考虑成本；
3 台泵电机功率总共为46.6 kW/h，按0.35 元/kW 计，吨液氨用电17 元左右，维修费用按每吨液氨10 元计；
操作系统并入尿素，操作有尿素岗位人员操作，不额外产生人工费用。
以每年最淡季液氨价格计，1 t 液氨可比含1 t 氨的氨水多卖700 元，现在每年外卖氨水可生产液氨4000 t 以上，除去上面运行费用和维修费用，一年可增加280 万元以上经济效益。
2019 年11 月将闲置的氨碳分离装置改造作为蒸氨装置，整个改造投资费用不足4 万元，经1 年多时间运行来看，充分利用了合成氨装置富余的中压蒸汽，2020 年液氨价格一直处于中高价位，产生的经济效益元超于预期，为公司创造了良好的经济效益。
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