老铁们，大家好，相信还有很多朋友对于脱硝液氨单耗怎么算和脱硝氨氮比怎么算的相关问题不太懂，没关系，今天就由我来为大家分享分享脱硝液氨单耗怎么算以及脱硝氨氮比怎么算的问题，文章篇幅可能偏长，希望可以帮助到大家，下面一起来看看吧！
为保证NOx排放值满足超低排放要求，许多燃煤机组选择性催化还原SCR脱硝系统存在还原剂加入过量的现象，这不仅会造成氨逃逸量超标增加运行成本，还影响到空气预热器、除尘器等后续设备的正常运行。
为此，本文从氨空混合的角度出发，借助计算流体动力学（CFD）软件数值模拟，探究加装氨空混合器、优化母管联箱尺寸及采用流场分区混合对机组SCR脱硝系统氨耗量影响。在某300MW机组采用上核源述技术进行改造后，机组氨耗量降低约37.8%，每年节省液氨采购成本68.79万元，经济效果显著。
选择性催化还原SCR技术被广泛应用于燃煤机组烟气脱硝处理，其原理是在催化剂的作用下，NOx与还原剂发生氧化还原反应，生成氮气和水，达到脱除NOx的作用。
过量喷入还原剂会增加NOx氨逃逸量，这一方面会增大设备安全隐患，造成空气预热器（空预器）堵塞，除尘器糊袋挂灰等问题；另一方面会增加运行成本，如引风机电流增大、液氨采购费用增加等。实际生产中部分电厂的入炉煤质较差，含硫量过高，空预器堵塞已成为普遍现象和亟待解决的难题。所以优化还原剂喷入过程，在保证排放标准的前提下尽可能减少还原剂喷入量，具有巨大的经济意义和应用前景。以往对于优化喷氨量的研究大多从自动控制方面入手。本文结合实际问题，从喷氨混合系统和流场优化两方面对喷氨量进行优化。
1理论氨耗量计算
理论氨耗量是根据脱硝系统设计边界条件所计算出来的氨耗量，也是本文氨耗量优化的最终理想目标。本文以液氨为还原剂，液氨蒸发成气态后经供氨管道注入稀释风管，同稀释风混合后送至母管联箱，再经喷氨支管由喷嘴进入烟道。
根据反应式(1)，NOx和NH3的理论当量比（氨氮摩尔比）为1，因此可以根据理论烟气量和进、出口的NOx质量浓度计算出理论液氨耗量：
但受反应速率、烟气混合等因素影响，实际运御消行中氨氮摩尔比会比理论值1要稍高：
式中R为实际氨氮摩尔比，通常取1.05。
2加装氨空混合器对氨耗量的影响
考虑到安全性，要求纯氨气进入稀释风管道后稀释到5%体积分数以下。此外为了保证各支管的喷氨调节性能一致，希望各支管氨量尽可能一致。部分机组的设计是将氨管道直接插入到稀释风管道内，且稀释风管道内无氨空混合器。
实际上仅凭管内气流自身混合及组分扩散无法实现氨与空气的均匀混合，需借助混合设备。对此，本文通过数值模拟的 *** ，比较安装西安热工研究院有限公司生产的氨空混合器前后稀释风管道内氨组分的分布特性。该CFD模型计算范围为自注入口上游1m到氨空混合器下游9m间的管道。
为分析氨的分布情况，管道每间隔0.5m设置1处监测面，共计18处。CFD模型计算采用压力基求解器、Standard k-ε双方程、压力-速度耦合、SIMPLE算法、质量入口边界条件，选用组分改拆态运输模型来模拟NH3等组分的混合。该模型网格数为3.2万，更大扭曲度小于0.85。计算结果与网格数分别为6.5万和9.2万的模型计算结果一致。
模拟计算得到加装氨空混合器及其混合距离对氨质量浓度分布的影响如图1所示。由图1可知：加装氨空混合器时，随着混合距离的增加，管道内氨分布均匀性会逐渐提高；未加装氨空混合器的管道在距注入口9m处氨质量浓度相对标准偏差高达58.5%，而加装了氨空混合器的管道在距注入口5m处氨质量浓度相对标准偏差已降至4.0%。
图1配置氨空混合器及其混合距离对氨质量浓度分布的影响
图2对比了有无加装氨空混合器2种布置情况下距注入口5m处氨质量浓度分布云图。
图2距注入口5m处氨体积分数分布云图
由图2可见，加装混合器后整个断面内氨质量浓度分布均匀，而未加装氨空混合器断面内氨质量浓度主要集中在靠近注入口一侧的区域，这就意味着远端侧支管内氨质量浓度必然过低。
如果喷氨格栅前NOx质量浓度沿联箱内氨空混合气流动方向呈近端低远端高分布，则远端侧喷氨支管内氨质量浓度过低，即便喷氨支管手动阀门全开，也会导致该区域NOx脱除量有限。为了保证出口NOx质量浓度达标，只能加大喷氨量。从节约氨耗量和实现氨质量浓度分布均匀角度考虑，加装氨空混合器非常必要。氨气和空气经氨空混合器后进 *** 箱，再通过若干组并联的喷氨格栅支管进入SCR反应器。
3联箱直径对喷氨支管流量的影响
整个喷氨系统需考虑局部阻力系数和管道沿程阻力系数的影响，其中前者的影响大于后者。通常喷氨格栅外各支管的尺寸和布置形式一致，因此各支管的沿程阻力系数接近。氨空混合气体从联箱进入各支管属于大流通域突变到小流通域，局部阻力系数与支管截面面积和联箱截面面积的比值成正比。
以300MW机组为例，建立了从母管联箱到喷嘴之间的CFD模型。每个联箱上引出10只喷氨支管，每只支管中部设置1个流量监测面。模型网格数分别为11万、14万和17万时计算结果一致，通过网格无关性验证。模拟计算得到3种不同直径的联箱对喷氨格栅支管流速的影响，结果如图3所示。其中，A联箱直径为406mm，B联箱直径为273mm，C联箱直径为219mm。
图3联箱尺寸对喷氨格栅支管流量的影响
由图3可知，联箱的直径越大，氨空混合系统的全压差越小，各个支管出口的流速和压力分布越均匀，喷氨格栅适应不同负荷不同NOx分布的能力也就越强。如果联箱直径偏小，会造成近端支管氨流量偏低，若该支管对应烟道内该区域NOx质量浓度过高，且调小其余喷氨支管蝶阀开度后氨流量仍无法满足，则只能增大总喷氨量。但联箱直径也不宜过大，否则经济性会降低，因此需综合现场实际布置空间选择合适的联箱直径。
4流场分区混合对氨耗量的影响
超低排放标准执行后，许多燃煤机组存在氨逃逸过量、空预器堵塞、除尘布袋糊袋等现象，究其原因是SCR脱硝系统入口NOx分布偏差过大，脱硝系统流场设计的均匀性差，喷氨系统不具备适应多负荷变工况能力所致。常规SCR脱硝系统配套喷氨格栅需每年至少进行1次手动喷氨调整，但是仅能适用于1种工况，当工况变化后各支管的喷氨量与实际入口NOx质量浓度无法匹配，造成喷氨过量或者喷氨量不足。对此，可采用流场分区混合技术来控制喷氨量优化混合过程，更大化降低氨逃逸量，提高SCR脱硝系统的脱硝效率。
4.1分区混合技术原理
首先在入口烟道内加装大范围混合器，降低入口NOx质量浓度分布偏差；然后根据烟道尺寸截面，将喷氨格栅及其后续烟道分成2~4个区，每个分区内加装分区混合器对烟气进行强烈混合。相邻分区的混合器旋向按反向设置，这样可以实现分区内烟气独立旋转而分区间无烟气互串。分区混合器作用下烟气旋转流线如图4所示。由图4可见，进入脱硝催化剂前，尽管各烟气分区之间NOx质量浓度存在偏差，但是每个分区内NOx质量浓度分布均匀。
图4分区混合器作用下烟气旋转流线示意
此外，还应在催化剂后各烟气分区出口加装巡测烟气连续排放检测系统（CEMS），根据分区出口的NOx质量浓度调整各分区的喷氨量，以实现各分区内氨氮摩尔比均匀且接近理论值，NOx在高效脱除的同时所用氨量更低。
4.2分区混合技术应用案例
以某300MW机组超低排放改造为例。改造后该机组SCR脱硝系统存在催化剂磨损严重、烟气流速分布不均、氨耗量大、空预器堵塞等问题。摸底试验显示，满负荷下SCR脱硝系统入口NOx质量浓度平均值为405mg/m3，更大偏差达140mg/m3。
为便于比较分区混合优化前后NOx质量浓度分布情况，引入考核指标S，即首层催化剂入口NOx浓度（体积分数或质量浓度，下同）与氨浓度的差值。该值定义为SCR脱硝系统理论出口NOx排放质量浓度，可以直接反应NOx脱除的完善程度及还原剂是否过量。为满足深度减排标准，要求出口NOx质量浓度不超过30mg/m3。如S折算值（NOx排放质量浓度）远大于30mg/m3，则表明氨量不足，NOx脱除不完善；如S小于0，则表明氨喷入过量。
图5为原始结构满负荷工况下首层催化剂前截面S分布云图，表1为该截面S折算值。由图5和表1可见，S折算平均值为30mg/m3时，S脱硝更大值为113.3mg/m3，最小值为–120.0mg/m3，此时模拟的氨空混合气体流量为0.79kg/s（氨体积分数为5%，下同）。
图5原始结构满负荷首层催化剂入口S分布云图
表1原始结构满负荷下首层催化剂入口S折算值
对该300MW机组脱硝系统进行CFD数值建模及分区混合优化设计，模型范围从省煤器出口到空预器入口间烟道。除喷氨格栅、混合器采用非结构网格外，其余区域均采用结构化网格，并对关键部位加密处理。该模型网格数量为709万。表2为分区优化后满负荷下首层催化剂入口S折算值，该工况下S分布云图如图6所示。结果显示，S折算平均值为30mg/m3时，S脱硝更大值为41.7mg/m3，最小值为–0.3mg/m3。可见分区混合优化后，NOx分布均匀性较原结构提升效果显著，另外氨空混合气流量降为0.56kg/s，理论上分区混合优化后可节约32.9%的液氨耗量。
5改造效果
1）本文从加装氨空混合器、优化联箱母管尺寸及分区混合优化等氨空混合技术入手，通过提高喷氨均匀性，有效避免了局部NOx脱除效率过低，氨逃逸量增大的情况发生，从而降低机组的氨耗量。对某300MW机组进行分区优化改造后，在满足深度减排标准的同时氨耗量较改造前明显下降，单机平均氨耗量由66.75kg/h降至41.5kg/h，可节约37.8%，每年单台机组可节约液氨209t，节约液氨采购费68.97万元。
2）加装氨空混合器并保证一定混合距离，保证了氨与稀释风的均匀混合，避免因氨组分混合不均造成的还原剂过喷。
3）优化联箱母管尺寸，可在兼顾经济性的同时提高各喷氨支管流量的均匀性，避免因氨空混合气流量不均造成的还原剂过喷。
4）NOx采用分区混合优化技术，在各分内实现氨氮摩尔比均匀分布且接近理论值，保证NOx在高效脱除的同时所用氨量更低，避免因入口NOx分布偏差过大造成的还原剂过喷。
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SCR 装置运行原理 如下:
氨气作为脱硝剂被喷入高温烟气脱硝装置中,在催化剂的作用下将烟气中NOx 分解成为N2和H2O,其反应公式如下:
催化剂 4NO +4NH3 +O2 →4N2 + 6H2O
催化剂 NO +NO2 +2NH3 →2N2 + 3H2O
一般通过使用适当的催化剂,上述反应可以在200 ℃～450 ℃的温度范围内有效进行, 在NH3 /NO = 1的情况下,可以达到80～90%的脱硝效率。
烟气中的NOx 浓度通常是低的,但是烟气的体积相对很大,因此用在SCR装置的催化剂一定 是高性能。因此用在这种条件下的催化剂一定满足燃煤锅炉高可靠性运行的要求。
烟气脱硝技术特点:
SCR脱硝技术以其脱除效率高,适应当前环保要求而得到电力行业高度重视和广泛的应用。在环保要求严格的发达***例如德国,日本,美国,加拿大,荷兰,奥地利,瑞典,丹麦等国SCR脱硝技术已经是应用最多、最成熟的技术之一。根据发达***的经验, SCR脱硝技术必然会成为我国火力电站燃煤锅炉主要的脱硝技术并得到越来越广泛的应用。
SCR 脱硝系统一般组成：
上图为SCR烟气脱硝系统典型工艺流程简图, SCR系统一般由氨的储存系统、氨与空气混合系统、氨气喷入系统、反应器系统、省煤器旁路、SCR旁路、检测控制系统等组成。
液氨从液氨槽车由卸料压缩机送人液氨储槽,再经过蒸发槽蒸发为氨气后通过氨缓冲槽和输送管道 进人锅炉区,通过与空气均匀混合后由分布导阀进入SCR反应器内部反应, SCR反应器设置于空气预热器前,氨气在SCR 反应器的上方,通过一种特殊的喷雾装置和烟气均匀分布混合,混合后烟气通过反应器内催化剂层进行还原反应。
SCR系统设计技术参数主要有反应器入口NOx 浓度、反应温度、反应器内空间速度或还原剂的停留时间、NH3 /NOx 摩尔比、NH3 的逃逸量、SCR系统的脱硝效率等。
氨储存、混合系统：
每个SCR反应器的氨储存系统由一个氨储存罐,一个氨气/空气混合器,两台用于氨稀亏信释的 空气压缩机(一台备用)和阀门,氨蒸发器等组成。氨储存罐可以容纳15天使用的无水氨,可充 至85%的储罐体积,装有液面仪和温度显示仪。液氨汽化采用电加热的方式,同时保证氨气/空气混合器内的压力为350 kPa。NH3 和烟气混合的均匀性和分散性是维持低NH3 逃逸水平的关键。为了保证烟气和氨气在烟道分散好、混合均匀,可以通过下面方式保证混合:在反应器前安装静态混合器;增加NH3 喷入的能量;增加喷点的数量和区域;改进喷射的分散性和方向;在NH3 喷入后的烟道中设置导流板;同时还应根据冷态流动模型试验结果和数学流动模型计算结果对喷氨系统的结构进行优化。
喷氨系统：
喷氨系统根销团轮据锅炉负荷、反应器入口NOx 浓度、反应器出口NOx 浓度测量的反馈信号,控制氨的喷入量。
反应器系统：
SCR反应器采用固定床形式,催化剂为模块放置。反应器内的催化剂层数取决于所需的催化剂反应表面积。典型的布置方式是布置二至三层催化剂层。在最上一层催化剂层的上面,是一层无催化剂的整流层,其作用是保证烟气进入催化剂层时分布均匀。通常,在第三层催化剂下面还有一层备用空间,以便在催化剂活性降低时加入第四层催化剂层。在反应器催化剂层间设置吹灰装置,定时吹灰,吹扫时间30～120分钟,每周1～2次。如有必要,还应进行反应器内部的定期清理。反应器下设有灰斗,与电厂排灰系统相连,定时排灰。
省煤器和反应器旁路系统：
在省煤器前和反应器之间设置旁路,称之为省煤器旁路。当锅炉负荷降低,烟气流量减少,进入反应器的烟气温度低于要求值时,旁路开通,向反应器导入高温烟气,提高反应器内的温度。此外,在反应器入口和出或圆口间装有一个大的旁路,称之为反应器旁路。反应器旁路的作用是:锅炉负荷降低时使用。例如开机和停机时使用,低负荷时使用和季节性使用。以防止低温造成催化剂中毒及催化剂污染。所有SCR系统旁路的插板门均要保证零泄露。
催化剂：
催化剂是电厂SCR工艺的核心,它约占其投资的l/3。为了使电站安全、经济运行,对SCR工 艺使用的催化剂应达到下列要求:
①低温度时在较宽温度范围具有较高的活性
②高选择性( SO2 向SO3 转换率和其他方面作用低即副反应少)
③对二氧化硫( SO2 ) 、卤族酸(HCl, HF)和碱金属(Na2O、K2O)和重金属(如As)具有化学 稳定性
④克服强烈温度波动的稳定性
⑤对于烟道压力损失小
⑥寿命长、成本低理想的催化剂应具有以下优点:
❶ 高活性;
❷ 抗中毒能力强;
❸ 好的机械强度和耐磨损性;
❹ 有合适的工作温度区间。
SCR测量控制系统：
反应温度控制：
在一定温度范围内,随反应温度提高,NOx 脱除率急剧增加,脱硝率达到更大值时,温度继续升高会使NH3 氧化而使脱硝率下降; 反应温度过低,烟气脱硝反应不充分,易产生NH3 的逃逸。
因此要对SCR系统入口烟气温度进行监测并通过调节省煤器旁路开度控制SCR 系统入口烟气温度。
氨量控制：
在NH3 /NOx 摩尔比小于1 时,随NH3 /NOx摩尔比增加,脱硝效率提高明显; NH3 投入量超过 需要量, NH3 会造成二次污染, 一般控制NH3 /NOx 摩尔比在1. 0左右。NH3 的流量控制阀调节 控制NH3 的流量,控制系统根据反应器入口NOx的浓度、烟气流量、反应器出口所要求NOx 的排放浓度和氨的逃逸浓度计算出氨的供给流量。为保证人身和设备安全,发生下列情况,氨气阀门自动关闭:低的烟气流量;高的氨气/空气比;催化剂入口烟气温度过高;催化剂入口烟气温度过低;没有来自锅炉的运行允许信号;启动急停开关。
氨稀释空气流量控制：
氨稀释用空气流量在SCR 系统运行时被设定好,不再调整。两台空气压缩机,一台备用。当第1台空气压缩机输出气体压力低于设定值或发生故障时,第2台空气压缩机自动启动。
氨气蒸发器：
氨气蒸发器与储罐为一体化结构,加热器放置在无水氨的液体中,通过氨储罐内的压力控制加热器。当储罐内的压力低于设定压力时,加热器通电加热液氨;加热器过热则断电保护。
一般液氨通过蒸发器蒸发为氨气。
现假设氨的进口状态为-28°C，压力1000KPa(当然这是根据你的设计情况定了)，谨液和则蒸发器进口处液氨的焓值215.5Kj/kg
出口处的氨气状态1000KPa，温度50°C，则焓值1698.7KJ/kg.
那么蒸发过程氨所需的热量为1698.7-215.5=1483.2Kj/kg
蒸发35kg/h的液氨，所需热量为35*1483.2=51***2Kj/h
考虑换热器的换热效率为85%，那么换祥盯热器的加热功率应为51***2/3600/0.85=17kW.
其实只需要确定蒸发过程中氨的焓增，埋圆就是加热所需额热量了，再除以相应的效率，就是加热功率了。
有脱硝的私活可以找我哦!
针对烟气脱硝用尿素水解反应体系，依托已搭建的尿素水解中试试验台，在建立水解反应平衡常数和NH3-CO2-H2O-CO(NH2)2四元体系相平衡计算 *** 的基础上，利用ASPEN软件建立模型来计算反应器的产氨能力，与装置实际运行结果进行对比。
结果表明，设计的尿素水解反应装置运行参数与计算结果一致，模型建立和计算 *** 可行，控制工况150℃、0.6MPa时，尿素溶液浓度越高反应器产氨能力越大，出口气H2O含量越少，装置经济性较高，符合理论计算。
据中电联月报统计,截至2016年3月末，全国6000千瓦及以上电厂火电装机容量10.1亿千瓦。预计到2020年，我国火电装机容量将有可能超过12亿千瓦。其中，减少燃煤电厂的NOx排放对环境造成的污染问题，将越来越受到重视。随着环保行业的制度约定愈加严格，对液氨潜在的危险性进行了规定，燃煤电厂脱硝用尿素水解制氨技术作为一个脱硝还原剂制备 *** 已经受到普遍关注。
由于国则让内技术的欠缺，电厂基本直接采购国外U2A尿素水解制氨反应器，近年来国内某些机构研发了自主产权的尿素水解反应埋念器。但因为技术的保密性和水解反应器的使用限制性，公开的资料几乎没有。
为了填堵这一技术空白，2012年以来，以“千人计划”海外专家为课题负责人的科研团队开展尿素水解技术攻关，通过理论计算初步设计水解反应工艺和水解反应器参数，搭建燃煤电厂脱硝用尿素水解制氨中试试验台，分析操作温度、操作压力、质量流量等对尿素水解率和产氨量的影响，验证设计方案和理论计算 *** 的适用性，从而开发出一套拥有完全自主知识产权与多项***发明专利的尿素水解制氨工艺。
本文首先在建立尿素水解反应平衡常数(假设遵循尿素合成过程的反应平衡常数)和NH3-CO2-H2O-CO(NH2)2四元体系相平衡计算 *** 的基础上，采用PR状态方程结合修正的UNIQUAC模型，利用ASPEN软件模拟计算，不仅验证了 *** 的可行性，还在搭建的中试试验台上对脱硝用尿素水解工艺进行试验模拟，优化反应控制因素和条件，获得较高的尿素水解转化率和较高的装置产氨能力。
1理论计算 ***
尿素水解制氨的基本原理如下：
不同于尿素合成工艺中冷凝液的深度水解工段，脱硝单元的尿素水溶液浓度更高，普遍使用40%、50%的重量比，属于高浓度尿素水解过程。而尿素合成单元的尿素水解浓度仅约0.003～0.006mol/kg，NH3、CO2、Urea的含量分别为3.5-5.5%、2-3%、0.4-2%，属于低浓度尿素水解，是一个反应精馏过程，其化学反应的相平衡计算模型和NH3-CO2-H2O-CO(NH2)2四元体系液相热力学行为已有不少深入研究。
显然，深度水解的低浓度精馏过程相平衡计算 *** 不适用于高浓度的尿素水解体系，而高浓度的尿素水解平衡计算又鲜见报道。
1尿素水解热力学计算
尿素水解作为尿素合成反应的逆过程，其研究 *** 可借鉴已相对成熟的尿素合成体系研究理论。
1.1反应平衡常数
反应平衡常数K是模拟计算的关键参数，与压力、组成无关，仅仅是温度的函数，当过程前后热容没有明显变化时，如式(2)：
由此认为，应该可以借鉴低浓度尿素水解过程的平衡常数。但是，低浓度尿素水解过程是在水解反应进行的同时，还伴随有氨和CO2弱电解质的电离平衡，以及氨和CO2之间的化学反应。低浓度尿素水溶液平衡体系属于弱电解质溶液相平衡状态，静电力项在求取低浓度活度系数时起主要作用。
所以，尿素合成工艺冷凝液尿素水解的平衡体系热力学计算不适用于脱硝用尿素水解平衡体系，而合成工段的尿素浓度较高，不同尿素生产工艺的温度为180-210℃和压力在13-24MPa的范围内，属于非电解质溶液相平衡状态，可以参考尿素合成过程中的平衡常数计算，也可由试验数据拟合得到，如(3)式：
同时，使用活度系数来校正液相分子的非理想性，在求取活度系数时，静电力项忽略，忽略尿素中性分子与其他粒子间的二元相互作用，如反应平衡也可表达为式(4)：
其中：mi是各组分的质量浓度，γ是各组分的活度系数，αw是水的活度。
1.2四元体系相平衡
四元体系相平衡计算十分复杂，应考虑到各组分的电离平衡，目前没有较为准确的 *** 可以获得。低浓度的尿素水解过程电离反应式有：
系统涉及较多组分，气相3组分：水、氨、CO2之间的平弯盯困衡液相涉及10个组分：尿素水解反应、氨和CO2电离平衡、甲铵离子生成的平衡反应。
本文通过Edwards模型获得三元体系的活度系数，并在液相增加一个尿素水解约束方程，获得四元体系的相平衡计算。
1.3尿素水解率
尿素水解是一个可逆过程，当温度低于60℃时，几乎不发生水解反应，随着温度升高，水解速率加快，当温度达80℃时，1h内尿素的水解量仅为0.5%，110℃时1h内可增加到3%，当加热溶液温度高于130℃时，尿素会直接水解为氨和二氧化碳，当达到平衡时，最终尿素浓度取决于停留时间和温度。
尿素水解率的表达式如下：
其中，Ue、U0分别是反应前初始的和反应后最终的尿素浓度，mg/L;τ是尿素溶液在反应器中的停留时间，min;n是水解反应器级数;k是尿素水解反应的速度常数;T是水解反应温度。
2模型建立与模拟
在尿素水解热力学计算的基础上，结合尿素水解反应模型和反应动力学模型，采用ASPEN进行流程模拟计算，将HYSYS工艺计算得到的各个操作点物性参数，导入HTRI进行反应器和换热器的计算和选型，如图1所示。
如图1所示，重量比为50w%的尿素水溶液作为物流(1)在换热器B1中与180℃、1.0MPa的水蒸汽(5)进行换热，尿素水溶液的温度提高到60℃后，作为水解反应器B2的进料物流(2)，进入150℃、0.6MPa的反应器发生尿素水解反应，产品气(3)主要组分为NH3、CO2、H2O。
图2给出了不同进料浓度下，水解产物中各组分的摩尔浓度及反应器热功率的模拟计算对比结果。可以看出，随着尿素溶液浓度的提高，水解产物中组分NH3浓度增加，组分H2O浓度降低，产氨的单位能耗减小。当进料尿素溶液浓度由50w%提升到60w%后，产品气中组分NH3的摩尔分率由0.37提升到0.47，组分H2O的摩尔分率由0.43降低到0.28。
由于产品气中组分H2O浓度降低，不仅可以减少反应液中多余水分蒸发所吸收的汽化潜热，同时也降低了反应器加热蒸汽的耗量，于是能有效地提高尿素水解反应器的经济性。
3中试试验
3.1中试反应器系统
中试装置运行，尿素水溶液的配制由配制系统完成，控制水溶液中尿素的浓度。中试试验过程的原料采用袋装尿素，总氮含量≧46.3%，缩二脲含量≦0.9%，水(H2O)分≦0.5%,满足国标GB2440-2001要求。
图3所示尿素水解中试装置的工艺流程为：疏水箱中的软化水通过给水泵一路送入尿素溶解罐中与尿素颗粒混合以制备尿素溶液，另一路经过换热器预热后送入电锅炉中产生高温蒸汽。尿素溶液由给料泵送入水解反应器中，发生水解反应生成氨气，反应所需热量由来自分气缸中的流动蒸汽提供，蒸汽放热变为饱和水经换热器降温后回到疏水箱。气相产物经反应器顶部排出。反应残液送往废水箱进行后处理。
装置采用定压运行，连续进料，加热蒸汽流量和产品气流量由安装在管道上的质量流量计实时记录。当反应体系达到平衡状态后，加热蒸汽流量和产品气流量保持稳定，水解反应器气相温度则逐渐降低直到稳定。
3.2产品气分析
出口产品气利用在线色谱仪进行成分分析，如图4所示，随着进料尿素溶液质量浓度的提高，尿素水解产物中NH3和CO2的组分浓度上升，而H2O的组分浓度下降，与模拟研究得到的结论一致，检测结果符合装置的反应设计要求。
3.3系统物料平衡和热量平衡
为了进一步的修正工艺设计和计算 *** ，对反应器换热面积、反应器尺寸、进料速度、蒸汽发生器功率等设计参数进行校核，以装置运行期间的某次试验数据为例，分析尿素水解装置的物料平衡和热量平衡。
其中，物料平衡是通过安装在尿素水解反应器进料入口和产品气出口处的质量流量计，在维持反应器内液位恒定时，检测获得的流量数据进行体系物料平衡的校核。而尿素水解反应器内的热量平衡，主要包括工质吸热量、蒸汽放热量、加热盘管导热量之间的平衡。
加热蒸汽参数为1.0MPa、180℃，在盘管内流动并释放出汽化潜热，经管壁导热给反应器内尿素溶液，尿素溶液的吸热过程可简化为沸腾换热处理。加热盘管内蒸汽放热量主要指饱和蒸汽放出汽化潜热变为饱和水的热量。加热盘管外尿素溶液吸热量包含三部分：尿素溶液由进料温度到反应温度所需的热量;升温后的尿素溶液发生水解反应吸收的化学反应热;水解反应后反应器内剩余水汽化成蒸汽所吸收的汽化潜热。
其中总换热量对应的换热系数由盘管内对流换热系数、盘管导热系数、盘管外沸腾换热系数三部分构成，根据检测获得的加热蒸汽流量进行反应体系热量平衡的校核，如图5。
由图可以看出，当反应体系达到平衡状态时，进出体系的物料质量相等。当反应体系达到平衡状态时，加热蒸汽放出的总热量与反应器内总吸热量相等，并且与换热系数计算得到的总换热量相等。
3.4其他
水解反应的液相产物不是中试评价的主要目标，可以由反应器底部的取样装置进行降温降压后检测，再与相平衡计算结果进行比较，试验表明，不同进料浓度下，反应液中的尿素及其衍生物的浓度均随着操作压力的升高而减小。
4结论
火电厂尿素水解制氨反应体系属于高浓度尿素水溶液体系，本文利用ASPEN软件模拟计算尿素水解过程，假设遵循尿素合成过程的反应平衡常数，进行模拟计算，获得反应器的产氨能力，用中试试验验证假设的可行性。
结果表明，假设条件在修正后是可行的，且与装置实际运行结果相符。多批次测试期间，装置更大氨气出力9.9kg/h，最小氨气出力13.65kg/h，与氨气出力设计值10kg/h相符，装置能满足脱硝系统氨负荷变化要求和调节需求。
随着进料尿素溶液浓度的提高，水解产物中氨气浓度增大，水蒸汽浓度降低，产氨单位能耗减小。当进料尿素溶液质量浓度由50w%提升到60w%后，产品气中氨气组分体积浓度由37.5%提升到48%，水蒸汽则由43%降低到28%。减少过量的水消耗的汽化潜热造成的能量损失，不仅可以提高进料浓度，降低过量水分吸热能耗，也将有益于降低水解工艺的运行成本。
从动力学来说产氨速率也是影响水解制氨工艺运行成本的另一个重要因素。随着进料浓度的增加，平衡状态下反应液中尿素浓度上升，相同产氨速率需求的操作温度下降，从而降低了系统能耗，并提高了装置变负荷的响应能力，有益于提高水解装置的经济性，为下一步开发烟气脱硝用尿素水解制氨工艺设计和水解反应器设备研制提供基础参数。
目前，尿素水解制氨技术已经成功应用于华能烟台发电有限公司、国电龙华延吉热电有限公司和华能左权电厂，已投运设备运行稳定，主要参数达到行业内先进水平。
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