笔者毕生从事水溶液全循环法尿素生产工艺和增产节汽技术的开发改造工作，至今已有60年的时光，其中前28年在中型尿素厂。1958年在南京化肥厂尿素中试装置（3 000 t / a半循环法尿素装置）学习，1959年赴前苏联学习尿素生产工艺（当时也是半循环法）。1960年回国后进入太原化肥厂（前苏联提供的三大化工基地之一），其10 kt / a不循环法尿素装置原设计采用半循环工艺，但前苏联没有提供半循环法工艺设备，尿素合成塔为套筒式，配置有小型的高压液氨泵和CO2压缩机。1969年调至湖南湘江氮肥厂尿素车间，尿素装置投产前带队去四川泸州天然气化工厂尿素装置学习，该厂80 kt / a带预分离的水溶液全循环法尿素装置于1966年从荷兰引进。1970年元旦组织指挥湖南湘江氮肥厂第一套国产化水溶液全循环法尿素装置投产，历时3年不断改进原设计中的不足之处并对工艺设备、运转设备进行改造，主要包括：循环框架高度由18.5 m提升至23.5 m；调整了氨冷凝器、液氨槽、一吸塔和一甲泵之间的高位差；一甲泵缸体原为进液阀和出液阀分开的四通缸体，缸体极易开裂，将其改造成进出阀为组合阀的三通缸体；参考泸州天然气化工厂进口的液位自调熔融泵，与长沙水泵厂合作制成液位自调式尿素熔融泵。这些改造工作实施后，才基本上稳定了生产，之后又在降低汽耗、提高产品质量、扩大生产能力方面开展了大量的工作。根据湘江氮肥厂尿素装置的改造经验，原化工部第四设计院进行了3次设计修改，其中第一次设计修改就是在湘江氮肥厂进行的。
从1986年开始，笔者受原化工部化肥司的委托，一直在小尿素装置上开展开车投产和技术开发的指导工作。年产40 kt采用预蒸馏工艺流程的小尿素试验装置原有3套，在山东邹城化肥厂、平度化肥厂建设的2套装置相继建成投产后，运行极不正常。为此，原化工部小氮肥处组织湘江氮肥厂、巨化集团公司合成氨厂和鲁南化肥厂的技术人员去邹城会诊。由于第一版小尿素装置是完全按中型尿素装置第一版设计方案进行设计，所以开车情况不好，我指出了200条需修改的意见，同时接受原化工部的委托去指导河南辉县化肥厂第三套小尿素试验装置开车。1986年6月，笔者对河南辉县化肥厂的小尿素试验装置提出修改意见200多条，完成了所有的修改工作并安排尿素车间全体员工去湘江氮肥厂实习。1986年12月31日，河南辉县化肥厂小尿素试验装置一次开车成功并连续运行3 d的考核时间，1987年1月就实现盈利。
在辉县化肥厂召开的小尿素装置开发现场会上，原化工部决定对已有25 kt / a合成氨产能的小氮肥企业先行改建40 kt / a小尿素装置，并决定在“七五”和“八五”期间建设小尿素装置100套，这些企业的合成氨生产能力同时由10 kt / a扩建至25 kt / a。
中国尿素工业的发展始于1966年引进荷兰斯塔米卡邦公司的水溶液全循环法尿素工艺，在四川泸州天然气化工厂建成160 kt / a装置。由原化工部第四设计院自行设计、自制设备的第一套中型尿素装置在石家庄化肥厂先于引进装置开车，于1966年11月投产，但试车完成后因故停车。1970年1月，湖南湘江氮肥厂新建的45 kt / a合成氨配套80 kt / a尿素装置投产，这可以说是第一套国产化水溶液全循环法尿素工艺生产装置，采用预分离工艺流程、衬里式合成塔（内径Ф 1 400 mm），一吸塔精洗段采用浮阀型塔板。
从20世纪70年代开始至80年代初，我国建成80 ~ 110 kt / a中型尿素生产企业32家共38套装置（包括2套进口装置）。中型尿素装置的设计前后共有3个版本，第三版较为完善，巨化集团公司合成氨厂、江西氨厂等的尿素装置均采用该版本建设。
从1986年开始，众多小氮肥企业改产尿素，掀起了我国尿素工业发展的新高潮。当时小尿素装置投产后，国家没有要求上缴产品增值税，故18家运行情况良好的企业相继建设了第二套和第三套尿素装置。
为促进小尿素装置的开发，笔者在原化工部化肥司小氮肥处于辉县举办的3期学习班上授课，并走访了87家小尿素企业进行开车指导或扩产节能技术指导。
福建永安智胜公司60 kt / a小尿素装置于1993年开车，当时吨尿素汽耗为1 380 kg。山东鲁南化肥厂预分离工艺流程的110 kt / a尿素装置在1981年开车时的吨尿素汽耗为1 500 kg，四川化肥厂预蒸馏工艺流程尿素装置在1983年开车时的吨尿素汽耗为1 330 kg。因预蒸馏工艺流程入尿素合成塔的物料水碳比降至0. 65，尿素合成塔CO2转化率可达到67%，所以福建永安智胜公司的吨尿素汽耗与中型尿素装置预蒸馏工艺流程比较接近。
首先决定安装位差问题。福建永安智胜公司小尿素装置中的一吸塔前有2台一吸外冷却器，以一吸塔操作压力1.70 MPa计，预分离气直接去一吸外冷却器，则预分离器的运行压力在1.80 MPa；预蒸馏塔运行压力因预蒸馏气先经过蒸发工序的热能利用段，然后通过2台一吸外冷却器再入一吸塔，则预蒸馏塔压力在1.90 MPa。因此，预分离器和预蒸馏塔压差估算值为0.10 MPa，预分离液要自流入预蒸馏塔，预分离器安装在预蒸馏塔前，则安装位差以水柱高度计需10 m。为了稳定运行操作，取15 m的安装位差，预分离液流到预蒸馏塔前需设置7 m高的U形液封；预分离气相管至一吸外冷却器的管路上无需安装系统压力调节阀，以减小管道阻力。
预分离器在有2台一吸外冷却器下的实际运行压力最低可达1.74 MPa，预分离气直接去一吸外冷却器，降低了系统压力，所以预分离效果可接近在1. 70 MPa设计压力下的预分离效率，即可预分离出63%的过量氨，有10%的氨基甲酸铵得到分解，预分离气气相各成分体积分数为NH3 92%、CO2 3%、H2O 5%。因此，在安装预分离器的工况下，可节省一分加的蒸汽用量，吨尿素汽耗可下降100 kg，即福建永安智胜公司吨尿素汽耗可降至1 280 kg。
湖北绿寰工艺与水溶液全循环法尿素工艺的不同点主要体现在蒸发工序的热能利用方式上。该工艺的蒸发工序采用氨汽提法中压氨汽提段的气体作为尿液预浓缩器的热源，但绿寰工艺把一分气全量用作蒸发的热源。很明显，蒸发尿液所需的热量少，而一分气中全量CO2生成甲铵的放热量大，热量供需是不平衡的，出蒸发工序热利用段的一分气中约50%的CO2需在一吸塔吸收。由于热负荷的增加，吨尿素一吸塔回流氨用量达到0.6 m3，与单纯预蒸馏工艺相当（预蒸馏工艺吨尿素汽耗1 330 kg，绿寰工艺在1 300 ~1 350 kg）。
笔者在对绿寰工艺进行修改时，为了降低系统压力、提高预分离效率，将预分离气和预蒸馏气分流，预分离气直接去一吸外冷却器和一吸塔，而预蒸馏气经尿液预浓缩器后再进入一吸外冷却器和一吸塔。为了降低二段压力，取消二甲液预热器。在河北冀州化肥总厂的试验结果表明，是否采用二甲液预热器对整体汽耗没有影响。
在绿寰工艺中，一分塔采用自汽提式，一分加为降膜式加热器，其换热面积比升膜式加热器大，一段分解气流通空间大，因此流动阻力下降。河北冀州化肥总厂700 t / d小尿素装置只有1台一吸外冷却器，采用笔者的工艺修改后，开车时预分离器压力下降至设计压力1.70 MPa，运行时只有1.67 MPa，因此预分离效率达到设计指标，吨尿素汽耗达到900 kg。
湖北当阳化肥厂600 t / d小尿素装置是绿寰工艺第一次使用，在增设1台等面积的一吸外冷却器后，一吸塔工况才得以稳定，吨尿素汽耗为1 300 kg。由于系统中有2台一吸外冷却器（气相为串联流程），产量提高至800 t / d时，预分离器压力为1.74 MPa，吨尿素汽耗降至950 kg。
黑龙江浩良河化肥厂原110 kt / a尿素装置由宁波远东公司参照绿寰工艺改造至200 kt / a，吨尿素汽耗为1 300 kg，为解决汽耗高的问题，该装置预分离气已直接进入一吸塔外冷却器。根据装置实际情况，笔者首次提出预蒸馏气并联进入尿液预浓缩器（降膜式，面积大）和原蒸发加热器（升膜式，面积小），设计选用的热源为高压蒸汽，目的是降低预分离器压力、提高预分离效率；同时采用2个热能利用段以增加CO2吸收量，提高热能回收率。大修后开车时，尽管未能按笔者要求更换1台与尿液预浓缩器面积相当的蒸发加热器，但是吨尿素汽耗仍下降了250 kg，若采用增大换热面积的蒸发加热器，吨尿素汽耗可以降至1 000 kg。
原设计解吸气经冷凝后，1 / 3的冷凝液用作解吸塔回流，2 / 3的冷凝液返回尿素系统，使入尿素合成塔的物料水碳比达到0.85，不仅影响尿素合成塔CO2转化率，而且冷凝液中氨和CO2含量较高，对冷凝液输送泵及前后管路产生强烈的腐蚀，宁波远东公司在对巨化集团公司合成氨厂110 kt / a尿素装置扩能技改为200 kt / a时，配置了深度水解装置。后巨化集团公司合成氨厂对流程进行了修改，解吸气不经冷凝而直接送往尿素蒸发系统的尿液闪蒸加热器，把解吸气冷凝器和尿液闪蒸加热器合为1台设备，其冷凝液作解吸塔的回流用，不凝气送二段循环的第一冷凝器。经解吸气加热后，闪蒸后尿液温度达到110 ℃，比用0.6 MPa膨胀蒸汽闪蒸后的尿液温度105 ℃还高，说明解吸气所含热能比膨胀蒸汽大。当时巨化集团公司合成氨厂预蒸馏塔存在腐蚀现象，一分温度在150 ℃（指标为160 ℃），因此二分后尿液质量分数为65%（正常时为67%）。
在预蒸馏工艺中，二分后尿液质量分数为67%，闪蒸后尿液温度为95 ℃，尿液质量分数提高至70%；增设闪蒸加热器后，热源用膨胀蒸汽，闪蒸后尿液温度为105 ℃，尿液质量分数达到74%，即闪蒸后尿液质量分数比二分后的尿液提高7%。而用解吸气加热闪蒸加热器，闪蒸后尿液温度达到110 ℃，尿液质量分数达76%，与二分后尿液相比，尿液质量分数提高了9%。
宁波远东公司设计的装置吨尿素汽耗一般在1 250 kg，巨化集团公司合成氨厂由于利用了解吸气的热焓，吨尿素汽耗降至1 100 kg。
在原始工艺设计中，预分离器在1. 7 MPa的设计压力下能分离出尿素合成塔出液中63%的过量氨，10%的甲铵分解，预分离气各组分体积分数约为NH3 92%、CO2 3%、H2O 5%，因此安装预分离器后吨尿素汽耗可下降100 kg。
而预分离气相与原预蒸馏工艺流程相比有较大幅度的变化，氨碳比由原8.03下降至3.94，CO 2体积分数由原10.4%上升至18. 7%。
笔者的节汽工艺是在提高生产负荷或降低汽耗时，增加的设备不使系统压力上升，尽量维持在原设计压力下运行，才能达到原设计的工艺效率。
设置预分离器后，预分离气和预蒸馏气分流，增产后不会增加一段分解系统的压力，预分离气直接去一吸外冷却器。预蒸馏气经尿液预浓缩器及蒸发热利用段后，大部分CO2已经被吸收了，则小部分CO2进入一吸外冷却器中，可被预分离气中体积分数约为92%的NH3吸收，此时应加大一吸外冷却器脱盐水的循环量，以移除甲铵生成热，否则达不到设计指标110 ℃。110 ℃是一甲液含CO2质量分数45%时的熔点温度，不是被冷却的温度。很多企业不理解110 ℃的含义，由于脱盐水循环量小，一般温度在95 ℃左右就认为脱盐水循环量已经足够，致使CO2后移至一吸塔中被吸收，造成一吸塔很难稳定操作。
再说明一下，一吸塔出液达不到95 ℃的工艺指标，此温度对应的一甲液中含CO2质量分数为35%。为了达到95 ℃的指标，必须更换一吸塔吸收段的气体鼓泡分布器。原设计气体分布器上的开孔直径为Ф 10 mm，开孔总面积是进气管截面积的96%，开孔孔径应更改为Ф5 mm，开孔总面积应为进气管截面积的150%（湘江氮肥厂尿素装置原始开车时就更改为此气体鼓泡器）。开孔直径缩小后，开孔数增加，这样射出的气泡直径和气流速度都小，在吸收段能被吸收下来；而开孔直径为 Ф 10 mm时，气泡直径和流速都很大，在吸收段吸收不完全而上移至精洗段，为了稳定一吸塔塔顶的工艺指标，只能增加吸收用水量，一甲液出液温度只能在92 ℃以下，造成进入尿素合成塔物料的水碳比增大。
降低二甲液中CO2组分，预蒸馏工艺流程时质量分数为18%。为了增产的需用，笔者曾把二甲液中CO2质量分数降至14% ~ 15%，目的是在热能利用段吸收更多的CO2，既增加产量，又能提高热能回收率。
在目前的节汽工艺中，预蒸馏气体中氨碳比降至3.94，CO2体积分数上升至18.7%。这更需要稀的二甲液在热能利用段吸收更多的CO2，热能利用段中一甲液的氨碳比下降了，其熔点温度上升，又利于热能利用段热能回收率的提高。所以，在中压段多回收甲铵生成热，是笔者节汽工艺的核心技术。
二段工艺指标的修改主要由二甲液组分决定。当要求二甲液中CO2质量分数在14% ~ 15%，则二循一冷的气液平衡压力下降0.05 MPa，二循一冷的操作压力维持在0.20 MPa即可，因此二循二冷的控制压力为0.15 MPa，二分塔的压力在0.25 MPa（这是让二分后溶液到达尿液闪蒸槽的最低压力要求）。二分温度可下降至135 ℃，此温度下尿液通过二分塔基本不会增加缩二脲的含量，又可降低二分加的汽耗。
改变二甲液组分的方法：预蒸馏工艺流程中二循一冷吨尿素加水50 kg，二循二冷吨尿素加水100 kg，二甲液含CO2质量分数为18%；根据系统水平衡原则，改为二循一冷吨尿素加水100 kg、二循二冷吨尿素加水50 kg，二甲液含CO2质量分数就下降为14%。
（1）二甲液中CO2质量分数下降至14% ~ 15%，目的是在热能利用段回收更多的甲铵反应热；同时降低一吸塔的热负荷，一吸塔操作容易，易于稳定一吸塔工艺指标。
（2）二甲液中CO2含量下降后，二循一冷的气液平衡压力下降0.05 MPa，因此二段的操作压力可降低0.05 MPa，二循二冷后控制二段压力在0. 15 MPa，则二循一冷压力为0.20 MPa，二分塔压力为0.25 MPa，可降低二分加温度至135 ℃，二分加汽耗下降，135 ℃下的尿液在二分塔系统不会使缩二脲含量增大。
（3）二循一冷中吨尿素加水100 kg后，压力又高于二循二冷0.05 MPa，因此可吸收二分气中更多的NH3和CO2；二循二冷中吨尿素加水50 kg后，夏季氨水质量分数只有17%，氨水中CO2质量分数不会超过3%，可以降低二段尾气中氨的损失量。
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