尿素装置流程简述

尿素装置流程简述第1页，课件共22页，创作于2023年2月

尿素装置总述尿素工艺采用意大利斯纳姆氨汽提工艺，生产能力：日产尿素1760吨，年产52万吨第2页，课件共22页，创作于2023年2月

尿素工艺原理叙述1、原料提供

由合成氨装置提供：NH3、CO22、工艺原理氨和二氧化碳在178℃、15.5MPa条件下反应生产氨基甲酸铵，是强放热反应，反应速度很快。瞬间即可达到平衡，而且在平衡条件下CO2转化成甲铵的程度很高。第二步是反应,在液相中甲铵脱水生成尿素，是微吸热反应,反应速度较慢,要较长时间才能达到平衡,也不能使全部甲铵脱水转化成尿素，且必须在液相中进行。它是合成尿素过程的控制反应。3、反应方程式2NH3（L）+CO2（g） NH4COONH2+QNH4COONH2（L）CO(NH2)2+H2O-Q第3页，课件共22页，创作于2023年2月4、工艺特点

与荷兰的斯塔米卡邦CO2汽提工艺相比，HP系统内循环以喷射泵代替泵大大节省了循环动力，甲胺冷凝放出的热量副产低压蒸气，供自身装置使用，节省了大量热量。装置运行操作弹性大。装置产生的工艺冷凝液，经过水解解析系统处理，NH3、CO2均达到回收标准，使工艺冷凝液回收利用，节省了大量的水资源。

尿素工艺原理叙述第4页，课件共22页，创作于2023年2月5、国内装置运行最好水平

最高日产量：2006T

最高年产量：60T年平均氨耗最好为：572Kg/T

尿素工艺原理叙述第5页，课件共22页，创作于2023年2月

工艺流程框图高压系统中压系统低压系统蒸发系统水解解析系统CO2NH3尿液尿液尿液工艺冷凝液成品尿素NH3CO2H2OH2O碳胺液碳胺液第6页，课件共22页，创作于2023年2月

压缩机工艺流程图第7页，课件共22页，创作于2023年2月

高压系统流程图第8页，课件共22页，创作于2023年2月

中压系统流程图第9页，课件共22页，创作于2023年2月

低压系统流程图第10页，课件共22页，创作于2023年2月

蒸发系统流程图第11页，课件共22页，创作于2023年2月

造粒系统流程第12页，课件共22页，创作于2023年2月

水解系统流程图第13页，课件共22页，创作于2023年2月1、尿素合成和高压回收来自合成界区的液氨经过滤器S-104A/B过滤后进入氨受槽V-105，V-105的液氨经氨升压泵P-105A/B抽出升压到约2.2MPa，经P-101A/B加压到22.3MPa，通过氨预热器E-107管侧预热到约94℃进入甲铵喷射器L-101，作为动力流体将来自甲铵分离器V-101的甲铵溶液带入到合成塔R-101，与CO2压缩机K-101来的CO2进行反应。来自合成界区CO2，经离心式压缩机四段压缩至15.7MPa(g)送到合成塔。

工艺流程叙述第14页，课件共22页，创作于2023年2月由合成塔出来的含尿素32.1%(重量)，NH331.84%，CO215.69%，H2O20.37%的物料流向汽提塔E-101，在E-101壳侧用2.17MPa的饱和蒸汽加热，分解甲铵，并利用物料中的游离氨将CO2汽提出来，达到高压回收的目的.从汽提塔顶部出来的气相在E-105入口前与高压甲铵泵P-102A/B送来的甲铵在L-119混合后进入高压甲铵冷凝器E-105进行冷凝，冷凝热副产0.34MPa(g)压力的蒸汽，作为装置自用。E-105出来的甲铵利用压差流入高压甲铵分离V-101，在这里进行气液分离，液相经L-101升压后入R-101，气相经PV41021A减压后送入中压分解器E-102B底部进行回收或经PV41021B放空（非正常状态）。

工艺流程叙述第15页，课件共22页，创作于2023年2月2、中压提纯和回收

E-101底部出来的含尿素43.7%(重量)、NH324.19%、CO26.78%、H2O25.33%的尿液经液位控制阀LV41011减压后进入中压分离器V-102，在这里将减压闪蒸出来的NH3和CO2分离出来，液体E-102A/B管侧.E-102A壳侧用0.59MPa增压蒸汽加热，E-102B用中压蒸气饱和器V-109来的冷凝液加热，尿液中的甲铵受热分解成NH3和CO2，并由V-101来的气体汽提出去。V-102出气与碳铵液泵P-103A/B来的液体混合后进入真空预浓缩器E-104壳侧，在这里部分冷凝吸收，反应热用于加热E-104管侧的尿液。E-104壳侧出来的气液混合物进入中压甲铵冷凝器E-106壳侧，在这里气体大部分被冷凝吸收，反应热被管侧的冷却水带走。从E-106来的混合物流入中压吸收塔C-101下部，在此，气相再次被碳铵液洗涤、吸收。从溶液中排出的气体进入上部的精馏段，精馏段为四层泡罩型塔板，在此CO2被吸收、NH3被馏出。在上部和顶部分别加入中压吸收塔E-111来的浓氨水及P-105来的液氨以除去上升气体中的残余CO2和H2O。CO2吸收热由液氨蒸发带走。

工艺流程叙述第16页，课件共22页，创作于2023年2月C-101顶部出来的气氨和惰气进入氨冷器E-109壳侧，进行冷凝，惰气和冷凝的液氨进入V-105，在V-105内饱和了NH3的惰气进入氨回收塔C-105，在此又有一些NH3冷凝，冷凝热用来加热来自界区的液氨。C-105顶部含有残余NH3的惰气送到中压氨吸收塔E-111，在此与氨水逆流接触，气体氨被吸收，E-111底部的浓氨水溶液用泵P-107A/B送回C-101上部进行提馏。E-111上升的含NH3惰气在洗涤塔C-103被水洗涤吸收。洗涤后的惰气含NH3<1%(体积)，经压力控制阀PV41026放空.由此阀控制中压系统压力在1.6Mpa（g）。C-101底部的甲铵用高压甲铵泵P-102A/B加压至15.6MPa，经预热器E-113预热后送入E-105.

工艺流程叙述第17页，课件共22页，创作于2023年2月3、低压提纯和回收离开中压分解塔底部的尿液含尿素62.69%(W)、NH3：6.67%(W)、CO2：1.49%(W)进入低压分离器V-103，释放出来的闪蒸气在溶液进入加热器前被分离，未被分解的甲铵在低压分解塔E-103管侧再进行加热分解.热量由0.34MPa的蒸气供给.离开分离器顶部的气体与来自解吸塔的气体汇合，首先进入氨预热器E-107壳侧，在这里部分冷凝，反应热用来加热管侧由P-101A/B来的液氨.由E-107出来的气液混合物进入低压甲铵冷凝器E-108壳侧冷凝吸收，冷凝热由管侧冷却水带走.离开E-108的碳铵液进入碳铵液贮槽V-106中。V-106中逸出的含NH3惰气进入低压氨吸收塔E-112冷凝吸收，热量由壳侧冷却水带走.不凝气进入低压洗涤塔C-104用蒸汽冷凝液洗涤吸收，最后少量惰气经PV41033放空，并由此阀控制低压系统压力为0.34Mpa（g）。V-106的碳铵液由泵P-103A/B抽出大部分送真空预浓缩器E-104壳侧吸收V-102来的气体，少部分送E-107吸收V-103来的气体，由此实现回收利用。

工艺流程叙述第18页，课件共22页，创作于2023年2月4、蒸发浓缩离开低压分解塔底部浓度约70%的尿液首先进入真空预浓缩器上部分离器V-104，减压释放出的闪蒸气在此进行气液分离，溶液进入预浓缩器的加热段，溶液中的残存甲铵被壳侧的甲铵冷凝热加热分解，分离出来的气体由V-104进入真空系统，在那里冷凝回收。由预浓缩器底部集液槽L-104出来浓度约85%的尿液经泵P-106A/B送到蒸发加热器E-114加热蒸发尿液中的水份。E-114是升膜式加热器。气液混合物在蒸发分离器V-114中进行气液分离，气体与V-104来的气体汇合在一段真空系统，冷凝液流入工艺冷凝液贮槽T-102，液相经U型管进入到E-115。E-115加热、蒸发尿液中的水份。气液混合物在二段分离器V-108中进行气液分离，气体进入二段真空系统，冷凝液流入工艺冷凝液贮槽T-102，不凝气体排放自大气，V-108中分离后的液体收集在集液槽L-115中用尿液泵P-108A/B送去造粒系统。

工艺流程叙述第19页，课件共22页，创作于2023年2月5、造粒系统经熔融尿液泵P-108A/B升压后送到造粒塔顶部的造粒喷头L-109内，L-109在旋转过程中将浓度在97.5%的熔融尿液以液滴形式喷淋下来，在降落过程中与造粒塔底部上升的冷空气接触，尿液小液滴被冷却固化成尿素颗粒，最终落到造粒塔底部，经刮料机H-101将尿素收集送到1#皮带输送机上，到包装系统。

工艺流程叙述第20页，课件共22页，创作于2023年2月5、水解系统该工序的作用是将蒸发系统和密闭排放的含NH3、CO2和尿素的工艺冷凝液处理成几乎不含NH3、CO2和尿素的工艺净水送出界区回收利用。收集在贮槽T-102的工艺冷凝液，由稀氨水泵P-114A/B抽出，经预热器E-116预热后送到解吸塔C-102上塔，由底部加入压力为0.59MPa的饱和增压蒸汽加热解吸出部分NH3、和CO2，气相由C-102顶部排出，液相下降到上塔底部，由水解给料泵P-115A/B抽出，在预热器E-118A/B中与来自水解器的液体换热后送水解器R-102，用界区来的压力为3.7MPa高压过热蒸汽送入水解器加热水解冷凝液中的尿素，在操作压力为3.4MPa，温度235℃的条件下，尿素水解为NH3和CO2，气体经顶部出去与解吸塔出气汇合送入低压系统回收。离开R-102几乎不含尿素的液体在E-118中与P-115来的液体换热后进入C-102下塔，与底部来的蒸汽逆流接触.将溶液中的N