尿素工艺流程简述.doc

尿素工艺流程简述1、尿素的合成CO2压缩机五段出口CO2气体压力约20.69MPa（绝），温度约125，进入尿素合成塔的量决定系统生产负荷。从一吸塔来的氨基甲酸铵溶液温度约90左右，经一甲泵加压至约20.69MPa（绝）进入尿素合成塔，一般维持进料H2O/CO2（摩尔比）0.650.70。从氨泵来的液氨经预热器预热至4070进入尿素合成塔，液氨用量根据生产负荷决定，塔顶温度控制在186190，进料NH3/CO2分子比控制3.84.2。尿塔压力由塔顶减压阀PIC204（自调阀）自动控制，一般维持19.6MPa（表）物料在塔内停留时间为40分钟，CO2转化率65%。为防止尿塔停车时管路堵塞，设置高压冲洗泵，将蒸汽冷凝液加压到19.625.0MPa送到合成塔进出口物料管线进行冲洗置换。2、中压分解出合成塔气液混合物减压至1.77MPa（绝）进入预分离器，合成液中的氨大部分被分离闪蒸出来，通过气相管道进入一吸外冷却器，液相进入预蒸馏塔上部，在此分离出闪蒸气后溶液自流至中部蒸馏段，与一分加热器来的热气逆流接触，进行传质、传热，使液相中的部分甲铵与过剩氨分解、蒸出进入气相，同时，气相中的水蒸汽部分冷凝降低了出塔气相带水量。出预蒸馏塔中部的液体进入一分加热器，经饱和蒸汽加热后，出一分加热器温度控制在155160，保证氨基甲酸铵的分解率达到88%，总氨蒸出率达到90%，加热后物料进入预蒸馏塔下部的分离段进行气液分离，分离段液位由LICA302摇控控制，物料减压后送至二分塔。在一分加热器液相入口用空压机补加空气，防止一段分解系统设备管道的腐蚀，加入空气量由流量计指示（约2m3/TUr）通过旁路放空阀调节流量。3、二段分解（低压分解）出预蒸馏塔的液体经LRC302减压至0.290.39MPa（绝），进入二分塔上部进行闪蒸，液体在填料精馏段与塔下分离段来的气体进行传质、传热，以降低出塔气体温度和提高进二分塔加热器的液体温度。出二分塔加热物料温度为135145，该温度由TRC303自动控制，物料被加热后进入二分塔分离段进行气液分离，二分塔液位由LIC303自动控制。4、闪蒸出二分塔液体经减压阀后进入闪蒸槽，出闪蒸槽的气相与一段蒸发气相汇合后去尿素回收塔，再进入一蒸冷凝器通过闪蒸槽气相管线上的阀门控制闪蒸槽的操作压力为340400mmHg（绝），温度95100，在闪蒸槽液相中残余的氨和二氧化碳大部分逸入气相，尿液则进入一段蒸发器。5、一段吸收来自预蒸馏塔的一段分解气与二甲泵送来的二甲液，在一段蒸发器热能回收段混合，产生部分冷凝，放出的热量用于加热尿素溶液，出热能回收段的气液混合物与预分离器气相混合后进入一吸外冷却器底部，被循环脱盐水冷却，气体进一步冷凝，出一吸冷却器的气液混合物进入一吸塔鼓泡段，气体经鼓泡段吸收后，未吸收的部分进入精洗段，被来自惰洗器的浓氨水及来自液氨缓冲槽的回流氨进一步精洗回收，保证一吸塔出口气相温度小于50，含CO2小于100PPm（体积比）的气氨进入两个串联的氨冷器，首先进入第一个氨冷器（A），部分气氨在此冷凝下来流往液氨缓冲槽，出氨冷器（A）的气体经惰洗器的防爆空间后进入氨冷凝器（B），在此冷凝的液氨也流往液氨缓冲槽，未冷凝的气体进入惰洗器，气体中氨被氨水泵送来的氨水吸收，出惰洗器的气体由PIC301（中压压力自调阀）送入尾吸塔。一吸冷却器所需脱盐水由循环水泵加压后，进入一吸外冷却器顶部与气液混合物逆向进行热交换，吸收热量后，经脱盐水冷却器用循环冷却水冷却后，回到循环水泵进口，构成冷却脱盐水循环系统。一吸塔底部液相温度在9095，由回流氨及一吸冷却器等配合调节控制，一甲液加压到20.69MPa后送入尿素合成塔，一吸塔液位主要通过改变二甲泵转速调节，即进一吸塔二甲液量来控制（结合尿塔的H2O/CO2摩尔比，配合二甲泵和一甲泵的转速来调节）。6二段吸收二分塔顶部出口气体与来自解吸塔的气体混合后进入二循一冷却器，在一冷中被蒸发冷凝液泵送来的二段蒸发冷凝液吸收生成二甲液并由二甲泵送入一段蒸发热能利用段，二循一冷凝器液位通过改变加水量进行控制，未被吸收的气体由二循一冷凝器顶部出来进入二循二冷凝器底部，被蒸发冷凝液泵送来的蒸发冷凝液吸收，生成的氨水由氨水泵送往惰洗器，二循二冷凝器液位也是通过改变加水量进行控制，二循二冷凝器尾气经（低压压力调节阀）PIC302送往尾吸塔，二段循环吸收剂所用的蒸发冷凝液，是由二段蒸发冷凝液排往二表槽贮存。7尾气吸收二循二冷出气与惰洗器减压后的尾气分别进入尾吸塔底部，来自一表槽的蒸发冷凝液经尾吸泵送往尾吸冷却器冷却到40后进入尾吸塔顶部，经填料层吸收尾气后，尾吸塔排出液体流至碳铵液槽，气体经放空管放空。8解吸碳铵液贮槽来的碳铵液，由解吸泵经自调阀由流量计计量后，进入解吸换热器与从解吸塔底来的解吸废液（温度约143）换热后，进入解吸塔上部喷淋至填料层和从解吸塔底部上升的气体传质、传热进行解吸，气体进入解吸冷凝器，用一吸冷却器来的脱盐水冷却，控制解吸冷气相出口温度112，冷却下来的液体进入解吸塔顶部作顶部回流，控制解吸塔顶部温度120，解吸冷却器的气相通过自调阀控制其压力在0.3MPa左右后送入二循一冷气相进口，出解吸冷凝器的脱盐水经电导仪，由自调阀调节其流量后送至锅炉房，解吸废液经解吸换热器换热后外送，解吸塔液位由LC701控制。解吸塔热量由解吸塔底部加入1.3MPa（绝）蒸汽直接加热，蒸汽加入量根据解吸塔工艺状况由TIC701控制，保证解吸废液NH30.07%。 合成氨氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。德国化学家哈伯1909年提出了工业氨合成方法，即“循环法”，这是目前工业普遍采用的直接合成法。反应过程中为解决氢气和氮气合成转化率低的问题，将氨产品从合成反应后的气体中分离出来，未反应气和新鲜氢氮气混合重新参与合成反应。合成氨反应式如下：N2+3H22NH3合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。1.合成氨的工艺流程(1)原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。(2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：CO+H2OH2+CO2 =-41.2kJ/mol 0298H由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 脱硫脱碳过程各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 4 气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(-100)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：CO+3H2CH4+H2O =-206.2kJ/mol 0298HCO2+4H2CH4+2H2O =-165.1kJ/mol 0298H(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：N2+3H22NH3(g) =-92.4kJ/mol2.合成氨的催化机理热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成NH、NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为：xFe + N2FexNFexN +H吸FexNHFexNH +H吸FexNH2FexNH2 H吸FexNH3xFe+NH3在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kJ/mol167 kJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 kJ/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。3.催化剂的中毒催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。4.我国合成氨工业的发展情况解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。我国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。5.化学模拟生物固氮的研究目前，化学模拟生物固氮的重要研究课题之一，是固氮酶活性中心结构的研究。固氮酶由铁蛋白和钼铁蛋白这两种含过渡金属的蛋白质组合而成。铁蛋白主要起着电子传递输送的作用，而含二个钼原子和二三十个铁和硫原子的钼铁蛋白是络合N2或其他反应物（底物）分子，并进行反应的活性中心所在之处。关于活性中心的结构有多种看法，目前尚无定论。从各种底物结合物活化和还原加氢试验来看，含双钼核的活性中心较为合理。我国有两个研究组于19731974年间，不约而同地提出了含钼铁的三核、四核活性中心模型，能较好地解释固氮酶的一系列性能，但其结构细节还有待根据新的实验结果精确化。国际上有关的研究成果认为，温和条件下的固氮作用一般包含以下三个环节：络合过程。它是用某些过渡金