利用閑置氨碳分離裝置改造蒸氨裝置

劉興平

（四川美豐化肥分公司，四川 德陽 618000）

四川美豐化肥分公司兩套連續(xù)轉(zhuǎn)化合成氨裝置，裝置滿負荷生產(chǎn)時，每小時約有5 t 富余中壓蒸汽放空。合成車間兩氣塔出來的氨水濃度不足低，造成外銷氨水困難和分公司氨水庫存增加及環(huán)保壓力增大，必須停開無動力氨回收裝置或停膜回收裝置來保證外銷氨水濃度，會使液氨產(chǎn)量減少和消耗增加。三胺氨碳分離裝置自2014 年8 月停用閑置，經(jīng)技術(shù)改造后作為蒸氨裝置，既充分利用了富裕的中壓蒸汽，將氨水變成液氨，比直接出售氨水增加經(jīng)濟效益。

1 24 t/d 氨碳分離裝置改造前運行情況分析

1.1 氨碳分離裝置的基本情況

氨碳分離裝置2007 年建成，當(dāng)時是為了解決6 000 t 三胺裝置氨水問題而建的配套裝置。裝置能力為24 t/d 液氨，25 t/d 二氧化碳。裝置主要工藝特點是：采用中壓（1.6 MPa）脫碳，低壓（0.7 MPa）解吸、氨精餾；用溴化鋰?yán)渌畽C組產(chǎn)生的冷水作為氨的冷卻介質(zhì)，不用氨壓機，生產(chǎn)的液氨不含油。

1.2 氨碳分離裝置的工藝流程

氨碳分離裝置的工藝流程（見圖1）是：從三胺裝置尾氣吸收系統(tǒng)送來的碳化氨水[含φ（NH3）=20%，φ（CO2）=0.4%，溫度約40 ℃]，首先進入碳銨液貯槽，經(jīng)碳銨液升壓泵升壓后，進入甲銨緩沖槽，與來自冷卻吸收器的甲銨液混合，溫度升至約69 ℃，再由脫碳塔上料泵升壓后，送入解吸水換熱器，與來自解吸塔的解吸水換熱后溫度上升到140 ℃～160 ℃，再從脫碳塔E1422 底層填料的上方進入脫碳塔。脫碳塔操作壓力為1.6～1.7MPa（G）。

圖1 改造前氨碳分離裝置工藝流程圖

氣相由下而上運動與來自塔頂部（溫度約50 ℃）和中上部（溫度約95 ℃）的解吸廢水逆流接觸，其中的氨被水洗滌吸收，使氣相中NH3濃度逐漸降低，CO2濃度則逐漸升高，最后經(jīng)塔頂排出，送往界區(qū)外的尿素裝置，脫碳塔底溫度160 ℃～170 ℃，由再沸器用1.3 MPa（G）蒸汽加熱。塔底排出的液體，靠壓差進入解吸塔頂部。

來自脫碳塔的液體進入解吸塔的上部。液相在下降過程中，與上升的氣相接觸，其中的NH3和CO2被解吸，進入氣相，從塔頂排出[組成：φ（NH3）=43%～45%，φ（CO2）=13%～14%，其余為水蒸氣]，流入冷卻吸收器。

解吸塔塔底排出的液體[φ（NH3）=0.05%～0.5%，幾乎不含CO2]經(jīng)解吸水換熱器與碳化氨水換熱，溫度降至約95 ℃后，一部分解吸水冷卻器冷卻后，送往三胺裝置尾氣吸收塔；另一部分經(jīng)解吸液循環(huán)泵升壓至2.4 MPa（G）后，大部分送往脫碳塔中部。

由解吸塔解吸出來的NH3、CO2和H2O 的混合氣體依次鼓泡通過冷卻吸收器。在冷卻吸收器內(nèi)，大部分水被冷凝，一部分氨和二氧化碳被吸收，進入液相。由冷卻吸收器出來的氣體大部分為氨，仍含有微量的二氧化碳和水，經(jīng)氨精餾塔塔釜鼓泡器進入，再經(jīng)精餾塔的填料段和塔頂部的回流冷凝器排出。塔頂部裝有回流冷凝器（用7 ℃的冷水作冷卻介質(zhì)，借以控制回流氨的量）。氣相在精餾塔內(nèi)向上流動過程中，由于回流氨的作用使溫度逐漸降低，其中的CO2和H2O幾乎全部被吸收進入液相，氣相中氨的純度逐步升高[出塔氨氣中：φ（CO2）≤50×10-6，溫度17 ℃～18 ℃]，由塔頂排出。

來自氨精餾塔塔頂比較純凈的氣氨從氨冷凝器上方進入，在氨冷器中用溫度為7 ℃的冷水冷凝成的液氨流入液氨緩沖罐，然后由液氨泵送送至氨庫。主要設(shè)備參數(shù)見表1。

表1 氨碳分離裝置主要設(shè)備參數(shù)

1.3 消耗定額

原設(shè)計每噸液氨消耗定額為：電75 kW/h，蒸汽（2.2 MPa）7.5 t，循環(huán)水550 m3，儀表空氣120 m3。由于蒸汽緊張，氨碳分離裝置自2011 年初就停運，直接外賣氨水，所以沒有查到裝置的實際消耗相關(guān)數(shù)據(jù)。

1.4 操作參數(shù)

脫碳塔操作壓力：1.6～1.7 MPa（G）；脫碳塔釜操作溫度：160 ℃～170 ℃；脫碳塔頂操作溫度：50 ℃～70 ℃；解吸塔操作壓力：0.75 MPa（G）；解吸塔頂溫度：140 ℃～145 ℃；解吸塔釜溫度：170 ℃～175 ℃；精餾塔塔釜溫度：30 ℃～40 ℃；精餾塔塔頂溫度：17 ℃～18 ℃；氨冷凝器出口氣相溫度：15 ℃；氨精餾塔塔頂壓力：0.7 MPa（G）。

2 24 t/d 氨碳分離裝置改造方案

2.1 改造后工藝流程圖（見圖2）

2.2 改造說明及理由

改造點一：從合成車間送來的氨水含氨12%左右，溫度25 ℃，不含二氧化碳，所以不需要脫碳，因此把脫碳部分設(shè)備全部隔離。如圖2，這樣氨水就不需要送脫碳塔，和解吸廢液換熱后送解析塔上部[1]。

改造點二：為了控制出氨精餾塔頂部氣氨溫度，出解析塔的氣體必須部分冷凝回流到解吸塔頂部，冷卻吸收器A/B、氨精餾塔串聯(lián)作為氨冷凝器使用，冷卻吸收器A/B 的換熱面積都比較大，可根據(jù)熱負荷大小是否使用冷卻吸收器B，工藝流程作了如圖2 改造；另外，原冷卻吸收器A/B 是主要是用來冷卻吸收解析塔出來氣體中的二氧化碳，防過度冷卻采用調(diào)溫水作冷卻介質(zhì)，現(xiàn)解析塔出來的氣體不含二氧化碳，而且溫度較高，冷卻吸收器A/B 的冷卻介質(zhì)由調(diào)溫水改用循環(huán)水。

圖2 氨碳分離裝置改造后的工藝流程圖

改造點三：由于解析塔的設(shè)計壓力為1.1 MPa（A），最高操作壓力為1.0 MPa（A），所以解析塔的最高操作壓力決定了其操作壓力小于1.0 MPa（A）。一般正常操作壓力為0.85 MPa（A），現(xiàn)碳銨液升壓泵的揚程只有80 m，若用其給解析塔上部供液，加上解析塔25 m 左右的位差，碳銨液升壓泵80 m 的揚程不能滿足要求，但解吸廢液泵的揚程有122 m，而且改造后工藝流程不需要該泵，所以就改解吸循環(huán)泵為解析塔上部供氨水，碳銨液升壓泵作為回流泵把回流冷凝液送到解析塔頂部。碳銨液升壓泵材質(zhì)是304 L，解吸廢液泵材質(zhì)是304，都能滿足要求[2]。

改造點四：來自氨精餾塔塔頂比較純凈的氣氨從氨冷凝器上方進入，在氨冷器中用溫度為7 ℃的冷水冷凝成的液氨流入液氨緩沖罐，含氨的空氣排往三胺裝置尾氣吸收塔。改造后可把含氨尾氣用洗滌器（不需增加，利用原洗滌二氧化碳的洗滌器）洗滌后放空，洗滌水達到一定濃度后打入碳銨液槽[3]。

改造點五：正常生產(chǎn)時解吸廢液達到設(shè)計指標(biāo)＜50×10-6，直接排放或送合成車間作吸收液；若解吸廢液質(zhì)量分?jǐn)?shù)＞50×10-6，必須送合成車間作吸收液。

2.3 改造后的操作參數(shù)的確定

改造后裝置的操作壓力取決于氨冷凝器和氨精餾塔的最高操作壓力，氨冷凝器的最高操作壓力為0.75 MPa（G），所以氨冷凝器的操作壓力定在0.7 MPa（G）；解吸塔頂?shù)牟僮鲏毫τ秩Q于氨冷凝器的壓力，考慮解吸塔至氨冷凝器有一定的壓力降，解吸塔頂?shù)牟僮鲏毫s為0.75 MPa（G）。

解吸是體積增大且吸熱的過程，所以操作壓力低、操作溫度高有利于解吸，但是壓力低，精餾塔頂部液氨的冷凝溫度越低，冷水機組只能把水溫降到7 ℃左右，不利于液氨的冷凝回收，因此綜合考慮設(shè)備設(shè)計壓力等因素，該裝置的操作壓力定在0.7 MPa（G）左右時比較合理的。

0.7 MPa（G）時，液氨的冷凝溫度約為17 ℃，氨冷凝器的操作溫度低于17 ℃，操作溫度定在15 ℃，精餾塔頂部17 ℃～18 ℃；解吸塔底部排出的廢液氨含量可降至0.05%，所以塔釜溫度等于操作壓力下的水的沸點溫度，0.75 MPa（G）時水的沸點溫度約為173 ℃，因此解吸塔底的操作溫度定在170 ℃～175 ℃。

3 24 t/d 氨碳分離裝置改造的經(jīng)濟效益分析

3.1 投資概算

氨碳分離裝置改造為蒸氨裝置，在現(xiàn)裝置基礎(chǔ)上不需要增加任何設(shè)備，只需要增加部分管道、管件和閥門，材質(zhì)要求為304 不銹鋼，改造實施可考慮由機修車間完成，只考慮材料費用和防腐保溫等費用，估算4 萬元左右。詳細清單見表2.

表2 投資費用統(tǒng)計

3.2 實施改造后效益分析

蒸汽本來有富余放空，暫不考慮成本；3 臺泵電機功率總共為46.6 kW/h，按0.35 元/kW 計，噸液氨用電17 元左右，維修費用按每噸液氨10 元計；操作系統(tǒng)并入尿素，操作有尿素崗位人員操作，不額外產(chǎn)生人工費用。

以每年最淡季液氨價格計，1 t 液氨可比含1 t 氨的氨水多賣700 元，現(xiàn)在每年外賣氨水可生產(chǎn)液氨4000 t 以上，除去上面運行費用和維修費用，一年可增加280 萬元以上經(jīng)濟效益。

4 結(jié)論

2019 年11 月將閑置的氨碳分離裝置改造作為蒸氨裝置，整個改造投資費用不足4 萬元，經(jīng)1 年多時間運行來看，充分利用了合成氨裝置富余的中壓蒸汽，2020 年液氨價格一直處于中高價位，產(chǎn)生的經(jīng)濟效益元超于預(yù)期，為公司創(chuàng)造了良好的經(jīng)濟效益。