吴 迪

(贵州东华工程股份有限公司，贵州 贵阳 550002)

磷酸一铵(MAP)是重要的化工产品，其不仅能够用于生产消防灭火，作为各种添加剂、电池材料[1]使用于日常生活中，而且由于其易溶解，含有丰富的氮、磷，其经常直接作为农肥直接用于农业生产。磷酸一铵根据其外形可以分为粉状磷酸一铵和晶体磷酸一铵，由于晶体磷酸一铵具有高浓缩、高养分、高速溶等特点，其主要应用于以滴灌、喷淋为主要施肥方式的高端、高价值农业生产中[2]。

晶体磷酸一铵的生产装置根据其原料及工艺来源可以分为磷酸预处理、反应、过滤、浓缩结晶、分离、干燥、包装等工段[3]，其中浓缩结晶工段是整个生产工段的核心部分，其不仅需要消耗大量的能量用于物料加热蒸发，且其结晶效果直接影响晶体磷酸一铵的质量[4]。为降低能耗，且实现浓缩过程温度梯度降低，在某厂3万t/a晶体磷酸一铵装置设计中，采用三效蒸发与Oslo蒸发结晶器相结合的工艺来实现磷酸一铵节能降耗的目的。

1 工艺简介

三效蒸发结晶主要由闪蒸室、循环泵、加热器、Oslo蒸发结晶器及冷凝器构成[5]，其流程如图1。

图1 晶体磷酸一铵三效蒸发工艺流程图

来自板框过滤机的滤液经泵提压后由一效闪蒸罐上部进入闪蒸罐，自罐底经一效循环泵送入一效加热器加热，加热器采用低压蒸汽加热，加热后的物料返回一效闪蒸罐闪蒸，气相自罐顶流出进入二效加热器壳侧，一效浓缩液液自一效闪蒸罐自流进入二效循环泵入口管，经二效循环泵循环至二效加热器加热后在二效闪蒸罐内闪蒸，气相自罐顶进入三效加热器壳侧，二效浓缩液自二效闪蒸罐自流入三效循环泵入口管，经三效循环泵循环至三效加热器加热后进入三效闪蒸罐内闪蒸，三效闪蒸罐底部直联Oslo蒸发结晶器，来自三效闪蒸罐的过饱和磷酸一铵在Oslo结晶器内结晶，料液自结晶器底部流至离心机，循环液自Oslo结晶器上部管口溢流至三效循环泵，二次蒸汽自三效闪蒸罐顶流至冷凝器冷凝。

2 三效蒸发工艺设计[6]

在某厂3万t/a磷酸一铵工艺项目设计中，来自板框过滤机的磷酸一铵料液流量为20700 kg/h，其中磷酸一铵浓度为38.20%，进料温度为75℃，自奥斯陆结晶器流出的磷酸一铵溶液浓度为59.02%(其中磷酸一铵晶体4174 kg/h)，取第三效闪蒸罐灌顶压力为9.6 kPa，查蒸汽压力-温度表易得三效闪蒸罐顶蒸汽温度为45℃。根据公用工程条件，第一效加热蒸汽压为200 kPa，则蒸汽温度为133.3℃，根据工艺条件计算如下：

根据磷酸一铵-水沸点关系图[7]，可以查的在三效蒸发器中磷酸一铵溶液沸点温升Δ3'=5.64℃

三效出口物料流量为L3：

(1)

根据进出物料关系可以求得总蒸发量W：

W=F0-L3=20700-133896.83=7303.17 kg/h

(2)

由于采用顺流三效蒸发，前一效进入后一效应的物料为过热物料，故假设各效蒸汽分配比为Wf1∶Wf2∶Wf3=1∶1.3∶1.6，则各效闪蒸罐蒸发量可以由以下公式计算获得：

(3)

经计算可得W1=1872.61 kg/h，W2=2434.39 kg/h；W3=2996.17 kg/h

分别对第一效、第二效、第三效采用以下公式进行物料衡算：

Li-1=Wi+Li(i=1,2,3,L0=F0)

(4)

经计算可得：L1=18827.39 kg/h；L2=16393.00 kg/h；L3=13396.83 kg/h

各效物料出口浓度分别为：x1=42.00%；x2=48.24%；x3=59.02%(含结晶)；

根据磷铵浓度与传热系数关系[7]，一效加热器传热系数K1为1450 K/m-2K-1，二效加热器传热系数K2为1400 K/m-2K-1，三效加热器传热系数K3为1350 K/m-2K-1。

根据磷酸一铵-水沸点关系图[7]，可以查得第一效温升Δ1'=3.04℃；第二效温升Δ2'=3.52℃；

则总有效温差∑Δt=133.3-45-3.04-3.52-5.64=76.1℃

则根据公式Q=KAΔt可得：

(5)

为方便制作，令三个换热器面积均相等，则有A1=A2=A3；为简化计算令三效换热器热负荷均相等，则有Q1=Q2=Q3，由公式5可得：

(6)

则可以算出Δt1=24.47℃，Δt2=25.35℃，Δt3=26.28℃。

由于进入第一效进料为过冷液体进料，为了提高原料的温度，其需提供更多的热量，因此可以适当的调整各效传热温差，并将调整后的传热温差作为初值计算，经过调整，最终的传热温差Δt1=27.97℃，Δt2=20.35℃，Δt3=27.78℃。

根据各效果传热温差可以计算得到第一效物料的沸点温度t1

t1=T1=Tis-Δt1=133.3-29.97=105.33℃

(7)

T2s=105.33-3.04=102.29℃

(8)

同理可得：

t2=T2=81.94℃;T3s=76.30℃;t3=T3=50.64℃;T4s=45.00℃

计算中忽热磷酸一铵的溶解热，则磷酸一铵溶液的定压比热容可以按以下公式近似计算

cp=1.228×x+4.2×(1-x)(kJ/kg·K)

(9)

蒸发过程的热量衡算以0℃为基准，对工艺过程进行能量衡算，其中：

第一效二次蒸汽焓值H1=H2S(T2S温度下饱和蒸汽的焓)+蒸汽过热焓 (10)

=2680.816+3.04×1.88

=2686.53kJ/kg

一效加热器蒸汽冷凝焓差=H1s-h1s

(11)

=2728.5-560.38

=2168.12 kJ/kg

同理可以获得各效二次蒸汽焓值及二次蒸汽带入的热量其分别为：

第二效二次蒸汽焓值为：H2=2639.63 kJ/kg；

第三效二次蒸汽焓值为：H3=2588.50 kJ/kg；

二效加热器蒸汽冷凝焓差为：2256.92 kJ/kg；

三效加热器蒸汽冷凝焓差为：2319.15 kJ/kg。

则对各效系统进行热量衡算有：

Fc0t0+D(H1s-h1s)=L1c1t1+W1H1

(12)

L1c1t1+W1(H1-c×T2s)=L2c2t2+W2H2

(13)

L2c2t2+W2(H2-c×T3s)=L3c3t3+W3H3

(14)

联立12、13、14方程式，可以解得：

L1=18801.93 kg/h；W1=1898.07 kg/h；

L2=16369.59 kg/h；W2=2432.34 kg/h；

D=2854.70 kg/h；W3=2972.76 kg/h。

由于计算获得的W1，W2，W3与假设的初始值比较接近，故可以不用重复计算，直接使用，若计算值与初始值误差较大，则需要重新假设初始值重复计算。

根据换热器传热公式Q=KAΔt，可得一效加热器的面积A1为：

同理可得二效换热器的面积A2为41.78 m2；

三效换热器的面积A3为41.78 m2；

由于各效换热面积均比较接近，故可选比42.39 m2大的换热器。

若换热器面积相差较大，则需根据换热器面积比重新调整传热温差，重复计算。

故1 kg 200 kPa的低压蒸汽可以蒸发2.56 kg的水。

3 结论

在采用多效蒸发工艺进行磷酸一铵浓缩工段工艺设计中，三效蒸发较二效蒸发能够节省更多的能量，在三效蒸发设计中，为简化设备设计、加工制造，理想的三效蒸发罐、三效加热器结构尺寸应保持一至，这对三效蒸发过程中的二次蒸汽的分配比、传热温差的设计提出了挑战，在实际设计过程中，需多次调整二次蒸汽分配比及传热温差，使三效蒸发罐、三效加热器所需的直径、面积基本保持一致，并最终取其中最大者进行设备设计。

在设计过程中，物料的加热器内升温，在闪蒸罐内完成闪蒸，故可以通过调整各效的循环物料的循环量，控制加热器出口物料温升。

由于磷酸一铵三效蒸发计算量较大，且涉及二次蒸汽分配、传热温差的调整，可以借助计算机软件完成工艺计算。而在实际设计中，可以将中和反应器产生的二次蒸汽与一效闪蒸罐产生的二次蒸汽混合，通入二效蒸发加热器加热二效循环物料，此时可以在计算中适当的调整二次蒸汽分配系数、传热温差及二效加热器蒸汽进料条件即可完成工艺计算。