渭化实习报告讲义

1、目录一、企业简介二、主要产品工艺概述三、工艺原理四、流程详述五、操作条件与工艺指标六、主要设备一览表七、绘图1. 带控制点的尿素生产工艺流程图2. 主要设备结构图八、实习认识体会九、参考文献简介陕西渭河煤化工集团有限责任公司（简称“渭化集团”）是我省“八五”时期建设的大型化工企业，是我国现代煤化工发展和新一代煤气化技术应用的先行企业。企业创建于 1988 年 7月，时称陕西省渭河化肥厂；1999 年 12月，渭河化肥厂“债转股”框架协议签订，转股金额20.52 亿元； 2000 年 7月，在陕西省渭河化肥厂基础上进行改制，成立陕西渭河煤化工集团有限责任公司，同时组建陕西渭河煤化工企业集团；20

2、05 年10月，国务院批复渭化“债转股”调整方案；2006 年 3月，按照“债转股”调整方案要求，渭化集团作为股东之一，与信达、华融、长城资产管理公司以及国家开发投资公司等共同组建“债转股”新公司“陕西渭河重化工有限责任公司”；新公司总股本6.5 亿元，其中渭化集团占12.96% 。 2006 年 6月，按照省委省政府的战略部署，渭化集团与陕西煤业集团公司等多家企业实现整合，组建陕西煤业化工集团公司，渭化集团成为其所属企业之一。产品与服务：按照“沿链递进、滚动发展”的思路，渭化集团积极在现代煤化工产业上做细做深做强。一期大化肥项目始建于1992 年 3月， 1996 年 5 月建成投产；二期“

3、双甲”项目于2003 年 7月开工建设，2006 年 5月建成投产；同时，先后续建了两套年产 5 万吨二甲醚装置，分别于2007 年 6 月、 2008 年 5 月建成投产。目前，正在建设年产7.5万吨醋酐、3.5 万吨醋酸的三期项目。渭化集团以世界先进的洁净煤气化技术为龙头，以烟煤为原料，组合运用国内外先进成熟的专利技术、生产工艺和装备，主体生产装置中的化肥生产装置年产能力为30万吨合成氨、52万吨尿素，醇醚生产装置年产能力为 20 万吨甲醇、 11万吨二甲醚。两套装置的前段系统和公用装置等密切关联，可灵活调整产品和产量，市场竞争适应能力较强。目前，企业产品已形成了优质氮肥、清洁能源、高纯气

4、体、煤化工助剂等四大类10多个品种。目前，渭化集团及所属企业总资产 38 亿元，控股或相对控股14家子公司，在册员工1700 多人。年销售规模12亿元以上。资格认证：渭化集团先后通过了国际质量管理体系认证、环境管理体系认证和职业健康安全管理体系认证。 2008 年又通过了“A AAA 标准化良好行为企业”和省安全标准化二级企业认证审核。公司主导产品“渭河牌”尿素是“国家免检”产品和“中国名牌产品”。同时，企业是陕西省文明单位标兵、陕西省绿色企业、全国环保“百佳工程”、全国文明单位、全国石油和化学工业先进集体、全国企业文化建设先进单位。二 . 主要产品（尿素）生产工艺概述尿素合成工艺采用日本东洋

5、工程公司的ACES（ Advanced Process for Cost and EnergySaving ，意为先进的节能节资工艺），简言之， ACES是 CO2汽提和全循环相结合的尿素生产工艺，从能耗上说，ACES工艺与改良型CO2汽提法、 NH3汽提法以及等压双循环法（IDR）等先进工艺水平相当，也是先进尿素生产工艺。 ACES装置，以液氨和气态的二氧化碳为原料，设计日产 1760T/D 粒状尿素。1. ACES尿素生产装置的主要特点 . 采用高的 NH3/CO2摩尔比和较高的合成回路操作压力和操作温度， 实现了合成回路高的 CO2转化率和较高的 CO2汽提率的统一。 . 合成回路设置两

6、台甲铵冷凝器，1 号甲铵冷凝器用来付产0.49Mpa（g）低压蒸汽，2号甲铵冷凝器甲铵生成热用来直接用来加热汽提塔出口尿液，最终使能量利用的效率相对提高。 . 同 CO2汽提法装置相比较，ACES装置设置了高压分解吸收系统，以减少NH3和 CO2的大量损失。 . 尿液加工采用真空予浓缩蒸发缩合法工艺。 . 合成回路甲铵液的循环采用高位重力自然循环而减少了动力消耗。2. 工艺系统本装置是以来自氨装置的液氨和气态二氧化碳为原料，设计日产1760MT/D 粒状尿素。 其工艺流程可分为以下六个工序来叙述：，合成工序本工序是尿素生产的核心。 来自氨装置的液氨、 气态二氧化碳和装置内回收的甲胺溶液在这里反

7、应合成尿素。，净化工序从合成合成回路来的尿液，在这一工序经减压和加热，把其中的甲胺分解，并和过量的氨一起分解和分离出来。尿液被净化至尿素 69WT%,含氮 0.4 WT%，然后，送往浓缩工序。分离出的气体在相应的回收系统加以冷凝和吸收。 . 浓缩工序尿液在净化工序分离掉未转化的氨和二氧化碳后，送往浓缩工序，进一步减压和加热，将其浓缩为99.8 WT%（含少量缩二尿）送至造粒塔造粒。，造粒工序从浓缩工序来的尿液在这里造粒。成为成品。，回收工序净化工序分离出来的氨和二氧化碳， 在本工序用工艺冷凝器加以吸收， 以甲胺液的形式返回合成工序重新利用。，工艺冷凝液处理工序在浓缩工序将尿液浓缩至 99.8%

8、时，蒸发出来的所有水蒸气，连同夹带的尿素雾滴，气氨和二氧化碳，在真空发生系统的表面冷凝器，冷凝成为工艺冷凝液。另外该工艺流程的辅助系统主要有蒸汽系统，蒸汽冷凝系统， 热水系统和循环冷却水系统。三，工艺原理尿素的合成反应分两步完成。21，第一步是氨和二氧化碳生成氨基甲酸铵（简称甲胺）NH3(l)+CO2(g)NH2COONH4(l)+Q1（1）这是一个可逆的强放热反应，速度较快，容易达到化学反应平衡。若即使移走热量，这一反应能自发进行，并能进行到底。2，第二部是液态甲胺脱水生成尿素NH2COONH4(l)CO(NH2)2(l)+H2O(l)-O2（ 2）这是一个可逆的微吸热反应，速度较慢， 须长

9、时间才能达到化学平衡，即使达到化学平衡也不能使全部甲铵脱水生成尿素，因此这个反应是合成尿素的控制反应，而且此反应必须在液相中才能进行尿素生成。该反应温度在160 190，压力110-250 大气压条件下转化率为50-70%左右，到达反应平衡约需1 小时。尿素合成的总反应式为：2NH3(l)+CO2CO(NH2)2(l ）+H2O(l ） +Q（ 3）此反应是放热缩体的可逆反应，由于总反应热Q=Q1-Q2较大，故反应不仅能进行自热平衡而且还有部分热量可供外用。3. 尿素合成反应的化学平衡在一定条件下，尿素合成反应（3）达到化学平衡时，衡常数可表示为：K(4)式中 K 为平衡常数， CO（ NH2

10、）2 、 H2O 、 NH3 、 CO2 分别为平衡时溶液中尿素、H2O、 CO2、NH3的摩尔浓度。尿素合成反应进行时的程度可用CO2转化率表示。式中： Xco2 CO2的转化率1.365尿素分子量（60）与二氧化碳分子量（44）之比。实际生产中，CO2转化率是依据合成塔出口反应液成份分析结果计算的。在一定条件下，反应达到平衡时的CO2转化率称为平衡转化率，平衡转化率也就是在该条件下反应所能达到的极限程度。工艺条件不同， 平衡转化率不同， ACES工艺中，在 NH3/ CO2为 4.0 ， H2O / CO2 为 0.64 ，压力 17.1MpaG条件下， CO2单程转化率即实际转化率为68

11、%。通过平衡常数K，用三种关系式可求平衡转化率x:K(6)K(7)3K(8)其中（ 6）式用来计算 NH3/CO2为 2 时的转化率，（ 7）式用于计算在过剩氨量和回收甲铵液的各种温度下反应的平衡转化率， （ 8）式用于实际生产过程计算。式中 a 液相中NH3/ CO2 摩尔比；b液相中H2O / CO2 摩尔比 ;c溶液中游离CO2的摩尔数；x平衡转化率。除此之外，尿素生产中CO2平衡转化率还可用经验公式、半经验公式以及算图计算。下面举出的两个公式互有一些差异，但尚可满足工业计算的要求，式中，a 和 b 的定义同前，t 是温度（）。日本大涿英二等的经验公式：Xco2 平衡 %=0.2616a

12、-0.01945+0.0382ab-0.1160b-0.0273a(t/100)-0.1030b(t/100)+1.640(t/100)-0.1394-1.869(9)我国上海化工研究院提出的经验公式Xco2%=14.87a-1.322+20.70ab-1.83b+167.6b-1.217bt+5.908t-0.01375-591.1(10)该公式使用范围t=175 190,b=0.2 1.0,a=2.5 4.54. 影响合成反应的因素及工艺条件的选择由甲铵及尿素的性质和甲铵脱水生成尿素的化学平衡及反应速度可知，影响尿素合成的主要因素有：原料组成、温度、压力以及停留时间，下面分别讨论： . 原

13、料组成的影响a. 氨碳比（ NH3/CO2）提高 NH3/CO2，还可维持合成塔的自热平衡（液氨气化带走大量热） ，从而有利于控制合成塔操作温度。 另外，提高 NH3/CO2还能防止缩二脲及氰酸等杂质生成，保证产品质量，同时，减轻甲铵对设备的腐蚀作用。但是， NH3/CO2过高， NH3的转化率减低，增加回收设备负荷，同时，压缩 NH3的动力消耗也相应增加，回收过剩的公用工程消耗也相应增加。化工生产中，常以蒸汽消耗量最小和合成塔生产能力最大，这两个指标选取适宜的NH3/CO2。 ACES工艺中， NH3/CO2选为 4.0 。b. 水碳比（ H2O / CO2 ）ACES工艺中， H2O /

14、CO2 设计值为 0.64 。 . 温度的影响甲铵脱水生成尿素是一个吸热过程，速度较慢，提高温度，甲铵脱水生成尿素的反应速度及平衡转化率增大，有利于尿素的生成。但是，温度太高，转化率反而下降。4因此，操作温度一般控制在188190。 . 压力的影响从反应角度考虑，提高压力对合成尿素有利。但是，压力也不能过高，这是因为，在较高压力下， 尿素合成转化率趋于一个定值，压力再升高， 合成转化率变化不大，而压缩原料的压力消耗增加，尿素成本提高。另外，操作压力越高，甲铵对设备的腐蚀越严重，影响汽提效率。因此，操作压力必须高于所选定的操作温度和进塔物料配比下系统的平衡压力。以保证甲铵不离解。过量液氨不气化。

15、ACES工艺中操作温度为 190， NH3/CO2为 4.0,H2O / CO2 为 0.64 时，所采用的操作压力为 17.1MpaG。 . 停留时间停留时间的选择， 既要保证较高的转化率， 又要保证较高的生产能力。 在 ACES工艺中设计停留时间为 36 分钟。四，流程详述尿素合成以液氨和气态的二氧化碳为原料，设计日产1760T/D 粒状尿素。 其工艺流程可分为以下六个工序叙述。，合成工序：本工序是尿素生产的核心。来自氨装置的液氨、气态二氧化碳和装置内回收的甲铵液，在这里进行反应合成尿素。这部分包括： 二氧化碳压缩机 （GB101)机组、氨给料泵 （ GA101A、B)、甲铵给料泵（GA1

16、02A、 B)、氨预热器（ EA103)、合成塔（ DC101)、汽提塔（ DA101)、 1#甲铵冷凝器（ EA101)、 2#甲铵冷凝器（EA102)和洗涤器（ DA102)等设备。来自合成氨装置， 最低压力为2.65MPa，温度 10-40 C 的新鲜液氨， 经氨给料泵 （ GA101A、B)升压到17.7MPa 后，进入氨预热器（EA103） , 用蒸汽冷凝液预热到约51.1 ，然后进入合成塔（ DC101）底部。氨给料泵（ GA101A、 B）是高速高压多级离心泵。去合成塔的液氨流量，由流量调节阀（ GA101A、B）控制，其流量为 41496kg/h 。来自氨装置压力为0.15MP

17、a，温度 2030 的新鲜二氧化碳气体进入尿素装置。先经二氧化碳压缩机一段入口分离器（FA111），分理处其中的液滴后进入一段，出一段后， 经过段间冷却、分离后进入2 段，一次进入3 段（均经冷却， 分离），最后进入4 段压缩，升到约 18.2MPa进入汽提塔底部，供汽提用。二氧化碳正常流量为27920Nm3/h （干基）。合成系统所需的防腐空气，由流量调节阀控制，进入压缩机的二段入口，其正常流量为684Nm3/h. 从压缩机一段出口引入少量二氧化碳气体 （约为 1517Nm3/h ），经调节阀控制， 送往低压分解器 （ DA202）用作汽提气。四段出口设这了用于开停车的二氧化碳放空管线，二氧

18、化碳经压力调节阀（PV153），通过二氧化碳消音器排入大气。从回收工序来的循环甲铵液，经甲铵给料泵（GA102A、 B）加压到18.2mpa，送往洗涤器（ DA102）和 2#甲铵冷凝器 （ EA102）。进入洗涤器 (DA102) 的甲铵液由流量调节阀 （ FV106）控制在 38072kg/h ；去 2#甲铵冷凝器的甲铵液经（ FIC104 ）控制在 25950kg/h ，。甲铵给料泵（ GA102A、B）为电动驱动的高压高速离心泵，一开一备。甲铵给料泵（GA102A、B）设有自身保护系统，通过流量调节阀（FA105A、 B）调节其入口流量高于最小流量35kg/h 。合成塔（ DC101）

19、的操作条件为压力 17.1mpa、温度 190、氨碳比为 4、水和二氧化碳比为 0.64. 塔内设有 9 块塔板，以防止反应液的反混。在合成塔内，来自甲铵冷凝器的甲铵脱水5生成尿素，未冷凝的二氧化碳和液氨反应生成尿素，其二氧化碳单程转化率为68%。合成反应液借重力沿塔内溢管流出，经调节阀（HV101）进入汽提塔（ DA101）顶部。合成塔液位至少控制在溢流漏斗上方一米，以防止二氧化碳由汽提塔向合成塔倒流。合成塔底部出液组为：Ur33、NH336.38wt.% 、CO211.39wt.%、H2O19.23wt.%。该溶液在汽提塔上部三块塔板处与来自子阿布列管段的气体接触，其组成被绝热地调节到恰好

20、和玉二氧化碳有效气提的组成，即：氨碳比为3.1 ，汽提塔下部为一降膜式加热器，溶液中所含的甲铵和过量的氨，再次经二氧化碳气体和蒸汽加热而分解和分离出来。降膜式加热器的热源， 由由来自蒸汽饱和器 （ FA101）的 1.96MPA饱和蒸汽提供，蒸汽压力有压力控制器（ PIC106）控制。合成反应液被二氧化碳气体后，含氨2.514.5wt.% ，经 LV104 调节阀减压到17.2mpa，送往 2#甲铵冷凝器壳侧吸收 NH3和 CO2的冷凝热。汽提塔液位由液位调节阀（LV104）控制。汽提塔顶部气体被送往1#和 2#甲铵冷凝器 (EA101 和 EA102)。汽提塔的操作条件为：压力 17.1mp

21、a、温度 175180。在 1#甲铵冷凝器中，冷凝热用于加热汽提塔的出口尿液。甲铵冷凝器(EA101 和 EA102)的操作条件为：压力 17.1mpa、温度 177。甲铵冷凝器内的反应物料（气体和液体分别进入合成塔底部）。调节蒸汽包 （ FA102）的蒸汽压力， 可以改变一 #甲胺冷凝器壳侧蒸汽冷凝液的沸腾温度和1#甲胺冷凝器（EA101）管程与壳侧之间的温差，最终调解管城中的甲氨生成反应，为冷凝的气体在合成塔里继续冷凝，以提供尿素合成所需的热量，汽包蒸汽压力的控制，通常要保证合成塔顶部温度在188 度 190 度含少量的NH3 和二氧化碳的合成塔顶部气体进入洗涤器，用循环甲胺液吸收，回收率

22、为65%。吸收液进入一号甲胺冷凝器，（ EA101）作为吸收剂，吸收剂（DA102）的操作条件为1701Mpa 温度 175 度，洗涤器（ DA10）的顶部气体，经合成回路压力调节阀（PV101）减压后分三路送出，一部风进入高压分解器（DA201），一部分进入2 号甲胺冷凝器（EA102）壳侧，其目的是为了利用混合气体中所含氧量钝化设备，还有一部分直接进入高压吸收器（EA401B），回收其中氨气和二氧化碳。洗涤器（ DA102）顶部另外还有，手动放空阀（HV103）在开车和事故状态下放空用，净化工序：本工序包括：高压分解器（ DA201）低压分接器， DA2020 闪蒸分解器（ FA205）尿

23、液槽尿液泵等设备。 从合成回路来的合成尿液， 在这一工序经济按压和加热， 把其中的家氨分解，并和过量氨一起分解和分离出来，尿液北京画质含尿素69wt%含氨 0.4wt% 然后送往浓缩工序，分离的气体在相应回收系统加以冷凝和吸收。来自合成工序 EA102 壳侧的合成尿液进入高压分接器， （ DA201）在其上部闪蒸一部分气体后，尿液流入下不将模式加热器，尿液由手控阀控制， 在 150 度高压分接器， 底部液位由其液位调节阀控制采用降膜式加热器有利于减少尿液的停留时间从减少缩二脲的生成和尿素的水解，高也分解的压力， 有洗涤塔底部的压力调节阀控制在1.72Mpa 洗涤器的顶部出惬意少部分加入将模式加

24、热器用作钝化气体，其氧化度为 1000PPM高压分接器顶部气相，去高雅吸收器，底部溶液去低压分接器。低压分接器的操作压力为0.25MpaA，操作温度为 123度在这里进一步将尿液净化至含剩余暗器和二氧化碳分别为0.48wt%和 0.35wt%低压分接器有四块踏板将模式加热器和填料床组成来自工艺冷凝液汽提塔的高温气体与分解器下部将模式加热器上升的气体混合，在分解器踏板部分同下降的尿液逆流接触气体得像热和水蒸气的冷凝热用来分解氨气和生成甲胺，溶液下流到将模式加热器，有低压蒸汽进一步加热和分解，降压分解器中由一温度压力串级分成调节系统，控制在138 度来自二氧化碳压缩机一段出口二氧化碳系统，经流量调

25、节阀，控制进入低压分接器填料厂的下部进一步将溶液中的氨气踢出来分解器地步液位由也为调6节阀控制顶部气象去低压吸收器，加以吸收， 低压分接器的压力有EA402极易吸收， 低压分接器的压力有EA402 其相关县上的音量控制器控制经抵押分解后，含有少量氨气，和二氧化碳的尿液进入闪蒸分离器的操作压力，进一步减压分离，闪蒸分离器的操作压力有位于闪蒸冷凝器出口气提管线上的调解阀，控制在0.044mpa 闪蒸后的尿液进入尿液草闪蒸汽经闪蒸冷凝器冷凝，冷凝液进入工艺冷凝草。尿液槽中含游离氨气 0.35wt%浓度为 69wy%的尿液通过尿液泵送往后续的浓缩工序，尿液草的液位由也为调节阀控制，浓缩工序：这一工序包

26、括真空浓缩器尿液循环泵，尿液给料泵， 尿液加热器 (25 页 )Fa202 的加热器（ EA201）、最终浓缩器 （ EA202）、最终分离器（ FA203）和熔融尿素泵 （ GA204A、B）等设备。尿液在净化工序分离掉未转化的 NH3 和 CO2 后，送往浓缩工序，进一步减压和加热，将其浓缩至 99.8wt%（含少量缩二尿） ，送至造粒塔造粒。为此，设置了一套两端真空蒸发系统。一段的真空浓缩器（FA202<A>， <B>）包括上下两部分。净化工序来的尿液首先进入下部真空浓缩器（ FA202B），把尿液浓缩至 84wt%。其操作压力卫 0.02MPa（ G），操作温度

27、为 77。通过尿液循环泵（ GA202A、 B），把尿液在 FA202(B) 和 EA401(B) 之间循环，吸收 EA401（ B）中气态 NH3和 CO2的冷凝热，把尿液温度升至83。浓度为 84wt%，温度为 83的尿液，用尿液给料泵（ GA203A、B）送入尿液加热器（EA203），利用蒸汽冷凝液的显热，将其加热到95；然后，进入FA202 的加热器（ EA201）中，利用低压蒸汽进一步吧尿液加热至132；最后送入上部真空浓缩器（FA202A）。分离蒸发出的水分后，浓度达到97.5wt%. 上下真空浓缩器（FA202<A>， <B>）分离出的气相汇合，去真空发生

28、系统的第一表面冷凝器（EA501）。经一段蒸发后，浓度为97.5wt%. 的尿液，利用压差进入二段的最终浓缩器（EA202）。在此，用低压蒸汽将其加热到138后，进入最终分离器（ FA203），将尿液浓缩至 99.8wt%. 最后， 通过熔融尿素泵 （ GA204A、B），送去造粒塔造粒。最终分离器（ FA203）的气相去 EA202的表面冷凝器（ EA503）冷凝。最终分离器的操作压力为 0.0033MPa（ A）。一段蒸发压力由压力控制器（PICA203）控制，蒸发温度由抵押蒸汽压力控制器（PIC207)控制；二段蒸发压力由压力控制器（PIC206）控制，温度由低压蒸汽压力控制器（PIC2

29、08）控制；最终分离器（ FA203）的液位由液位控制器（ LICA207 ）控制；蒸发系统负荷由流量控制器（ FIC203）控制。，造粒工序 :从浓缩工序来的浓度为99.8wt%. ，温度为 138的熔融尿素，经液位调节阀（LV207）与三通阀（ HV301），送往造粒塔（IA301 ）塔顶的旋转式造粒装置（FJ301），经造粒喷头（ FJ302A/B ）喷淋，熔融尿素与从塔底上升的空气逆流接触而冷却， 固化为粒状的尿素产品。在塔底，由刮料机（ JJ301 ）收集到塔底皮带（ JD301）上，经称重后送去包装系统造粒塔为自然通风型， 塔底设有一溶解槽 （FA302），用来回收过筛后的大块尿素

30、或熔融尿素泵（ GA204/B）进出管线的排放液，以及排放回收泵 （ GA504）来的溶液。 造粒塔顶部排气中，3尿素粉尘含量75mg/Nm( 保证值 ) 。，回收工序 :这个工序包括以下设备：低压吸收器（EA402）、高压吸收器（ EA401(A) 、(B) ），洗涤塔（ DA401）、高压吸收泵（ GA402A、 B） , 碳铵液槽（ FA401）、碳铵液泵（ GA403）和最终吸收器（ DA503）等。7精华工序分离出来的NH3 和 CO2，在本工序用工艺冷凝液加以吸收，以甲铵液的形式返回合成工序重新利用。含少量NH3 的惰性气体，在洗涤塔（ DA401）中最终洗涤后放空。抵押吸收器（

31、EA402）是以洗涤塔 DA401上部填料床返回的甲铵液作为吸收液，把来自低压分解器（ DA202）的混合气体冷凝吸收。低压吸收器顶部气体，经压力控制阀（PV402）去最终吸收塔（ DA503），吸收后放空。底部甲铵液，用高压吸收泵（GA402A、B）打入洗涤塔（ DA401）下部填料床，其流量由均匀调节系统（ LICA402/FIC401 ）调节。抵押吸收器（ EA402）碳铵液温度是由其冷却水管线上的手控阀（HC402）控制。低压吸收器的操作压力是 0.23MPa，操作温度是 50来自高压分解器（DA201）的气体，在高压吸收器（EA401A、 B）和洗涤塔（ DA401）中，分别用来自低

32、压吸收器（EA402）的循环甲铵液和低压吸收泵（GA503A、B）来的工艺冷凝液吸收，吸收后的洗涤s 塔尾气防空。高压分解器中NH3和 CO2的吸收分三步进行。首先，高压分解气体鼓泡进入下部高压吸收器（EA401B），吸收其总量的75%；接着，气体逆流进入上层高压吸收器（EA401A）再吸收19%；最后，气体进入洗涤塔（DA401）的填料床，用来自工艺冷凝槽的工艺冷凝液和低压吸收器的循环甲铵液，吸收剩余6%NH3和CO2，尔后放空。在高压吸收塔 （ EA401A、B）中，NH3和 CO2，冷凝热的 54%被来自真空压缩器 （ FA202B）的尿液带走，约 5%的热量被热水吸收；剩余 41%的热

33、量被冷水带走。高压吸收器上部（EA401B）温度，用手控阀调节冷却水流量，控制在92；下部温度，通过调节尿液量、热水量和冷却水量，控制在109。高压吸收器液位，由串级调节系统控制，溶液中CO2浓度位置在约40%。高压吸收器中的甲铵溶液，经甲铵升压泵升压，用甲铵给料泵送往合成系统的洗涤器和甲铵冷凝器，作为吸收液，其流量分别用FIC106 和 FIC104 控制。，工艺冷凝液处理工序:在浓缩工序将尿液至99.8%时，蒸发出来的所有水蒸气，连同夹带的尿素雾滴、气氨和二氧化碳，在真空发生系统的表面冷凝器，冷凝成工艺冷凝液。该工艺冷凝液的13%，用低压吸收泵送往洗涤塔作为吸收剂，其余被送往工艺冷凝液汽提

34、塔进行处理，处理后的冷凝液含 Ur 1PPm， NH3 1PPm，送出尿素界区。从工艺冷凝液汽提塔出来的气体，被送往净化工序的低压分解器，回收热量和其中的NH3 CO2。本工序由真空发生系统及工艺冷凝处理系统组成。由浓缩工序的最终分离器，在 0.0033MPa 真空下，所蒸发出来的水分， 经 EA202 升压后，送往 EA202的表冷器，在0.0093MPa 和 40下冷凝，冷凝液去工艺冷凝槽。由真空浓缩器，在 0.02MPa 真空下， 蒸发出来的水分和来自 EA503的未凝气 （由 EA503的喷射器升压， 一起被送到操作条件为 0.019MPa、 44的第一表面冷凝器中冷凝，冷凝液进入工艺

35、冷凝槽。未凝气经第一喷射器升压后，与闪蒸汽冷凝器中的未凝气混合，进入操作条件为0.033MPa、42的第二表面冷凝器冷凝。 冷凝液也进入工艺冷凝液槽。 未凝气体经第二喷射器升至大气压后， 送到最终吸收塔，在最终吸收塔中， 未凝气用来自工艺冷凝泵，经最终吸收塔冷却器冷却的部分工艺冷凝液洗涤，以回收其中的NH3和 CO2；碳铵液槽、尿液槽顶部出来的气体混合后，液进入DA503 进行洗涤。吸收。经洗涤，含NH313.33%的尾气排入大气，DA503底部出来的工艺冷凝液进入工艺冷凝槽。来自闪蒸分离器的气体，在中冷凝， 未凝气经手控阀（ HC501）控制，去真空发生系统的第二表面冷凝器（EA502）回收

36、其中的NH3 和CO2，冷凝液去FA501。闪蒸汽冷凝液的操作条件为：0.055MPa、 54。8工艺冷凝槽中的大部分冷凝液， 用工艺冷凝泵送往 DA501的预热器， 被 DA501出来的工艺冷凝液预热到 130后，去工艺冷凝汽提塔顶部。工艺冷凝汽提塔由上塔和下塔组成，内有50 块筛板，其操作压力为0.29MPa，利用直接注入塔底的低压蒸汽将冷凝液中的NH3和 CO2汽提出来。上塔塔顶含NH37.61%、 CO26.49%的气体，经压力调节器（PICA501）控制压力后，送入低压分解器（DA202），回收其中的NH3和 CO2。上塔底部的工艺冷凝液中仍含5000ppm的尿素，此部分冷凝液用尿素

37、水解塔给料泵（GA502A、 B）送往尿素水解塔予热器（ EA505）加热后，送去尿素水解塔（ DA502）底部，尿素水解塔（ DA502）利用中压蒸汽在底部直接加热，在205的温度、 1.96MPa（ G）的压力及 42 分钟的停留时间条件下，尿素充分水解为NH3 和 CO2。水解塔（ DA502)顶部气体，经压力调节阀 （PV502）进入 DA501上塔第十二块塔板做气提用； 水解塔（ DA502）底部液体（含Ur<5PPm），在予热器（ EA505）中，与尿素水解器给料泵（GA502A、B）送来的工艺冷凝液换热后，经也为调节阀（LV504）返回到 DA501 下塔，通过汽提进一步回

38、收NH3 和 CO2。处理后的工艺冷凝液，残余 Ur 和 NH3 最大含量均为 1ppm。此冷凝液从DA501下塔底部出来，在予热器（ EA504）中，与工艺冷凝液换热后，用工艺冷凝液回收泵（GA505A、B）送出尿素界区。装置内还设置了排放回收系统，即所有停车或停泵后，管道、设备残留的尿液，甲铵液，经排放管排放到排放回收池（ AP501），开车后，通过排放回收泵（ GA504），把池中溶液打入溶解槽（ FA302）或工艺冷凝槽（ FA501）回收利用。工艺装置设置了两个放空总管，进入放空管的液体分别流入其底部的回收池，在排入排放池（AP501）加以回收，气体则排入大气。五操作条件与工艺指标1

39、. 输入条件.原料a. 氨状态：液体氨含量： 99.9wt.% min.油含量： 10ppm wt.% max.溶解气： 0.1 wt.% max.（惰气） :0.05 wt.% nor.压力： 2.65MPa（ A） min温度： 1040位置：在尿素界区指定点上b. 二氧化碳状态：气体二氧化碳含量： 98.5vol.% min （干基）惰气含量： 1.5vol% max.硫化氢含量：3.5ppm vol. max.甲醇含量： 250 ppm vol. max.湿含量：饱和压力： 0.15MPaA± 0.01MPa（见注释）温度： 2030作为设计值25 作为保证值位置：在氨厂内二

40、氧化碳压缩机界区指定点上。注释：作为二氧化碳压缩机设计的基础数据和保证值。92. 输出条件 . 蒸汽冷凝液压力0.5MPa （ G）（正常）温度45 100电导率（ 25）10us/cm位置在二氧化碳压缩机区域和尿素工艺界区的指定点 . 处理后的工艺冷凝液压力 0.5MPa （ G）温度 80 max.组成：氨含量1ppm wt.max.尿素含量1ppm wt.max.电导率（ 25）10us/cm位置在尿素工艺界区的指定点。 . 冷却水（回水）压力 0.23MPa （ G）温度 42位置 在二氧化碳压缩机区域和尿素工艺界区的指定点 . 低压蒸汽压力 0.49 MPa （ G）温度 158 位

41、置 在尿素工艺界区的指定点注：供成品车间空气加热用，最大用量为1t/h 。六，主要设备一览表序号名称规格型号用途1氨预热器U-EA103反应前给氨加热2合成塔U-DC101氨和二氧化碳反应3汽包U_FA1024洗涤器U-DA102洗涤所加入装置的物质5高压分解器U-DA201高压条件下分解反应物质6低压分解器U-DA202低压条件下分解反应物质7闪蒸分离器U-FA2058尿液槽U-FA2019真空浓缩器U-F202真空条件下浓缩物质10真空浓缩器加热器U-EA201真空条件下浓缩并加热物质11尿液加热器U-EA203加热尿液12最终浓缩器U-EA202浓缩装置中的物质13最终分离器U-FA203分离装置中的物质14造粒喷头U-FJ302A,B15汽提塔U-GA10116CO2压缩机组GB101压缩二氧化碳17二氧化碳压缩机组GB101提高 CO2压力1018氨给料泵GA101