尿素车间尿素装置临时工艺技术规程.doc

DPCQHSE03020320-2005大庆石化公司管理体系文件 尿素车间尿素装置临时工艺技术规程2005年7月15日发布 2005年改造开车时实施 大庆石化公司化肥厂大庆石化公司管理体系文件DPCQHSE03020320-2005 尿素车间尿素装置临时工艺技术规程编写：审核：批准：2005年7月13日发布 2005年改造开车时实施 大庆石化公司化肥厂化肥厂尿素装置工艺技术规程大庆石化公司大庆石化公司工艺技术规程使用管理规定为加强工艺技术规程的管理，防止技术流失、泄密，对工艺技术操作规程使用作如下规定: 1、工艺技术操作规程按受控技术资料管理，由二级单位技术科负责下发到车间；2、车间对工艺技术操作规程严格管理，由技术组负责下放到班组，下发时必须由使用者本人签字；3、调走人员必须上交工艺技术操作规程，车间收回后才可同意办理调转手续；4、工艺技术操作规程不经总工程师审批，不得复印和外借；5、工艺技术规程每五年修订一次，工艺技术规程内工艺参数以当年制定的工艺卡片为准。6、技术发展处及二级单位技术科（处）定期检查车间工艺技术规程的管理和使用情况，并进行严格考核。7、本规定从2005年8月1日执行。 大庆石化公司技术发展处 2005年6月30日目 录第一章 概述006第二章 生产方法及工艺流程007第三章 工艺技术指标024第四章 工艺控制理论039第五章 设备及仪表041第六章 职业健康安全及环境074第七章 岗位操作法083第八章 主要事故汇总194注：本工艺技术规程中的工艺数据为参考值。5 第一章 概 述大庆石化分公司尿素装置是七十年代引进的荷兰斯太米卡帮技术，该装置76年化工投料生产出合格产品。其原料以合成氨车间输送来的NH3和CO2为主,生产成品尿素，设计年生产能力为48万吨尿素。 尿素车间总占地面积24000m2，总投资2.6亿多元人民币。大庆石化分公司化肥厂尿素装置采用传统的CO2气提法尿素工艺技术，即“二次洗涤流程”。装置运行近30年，关键设备作了多次检修和更换，2005年9月扩容改造设计日产2300吨，本次扩能技改是充分利用现有工艺设备的基础上，增加了并联中压循环段的工艺技术，原CO2气提法的主要特点不变。第二章 生产方法和工艺流程1 生产方法及反应机理1.1 尿素的生产方法将合成送来的压力为2.4MPa(表) 温度低于40的液氨,经101-C预热(一般控制在15-25)进入高压氨泵，将压力提高到16.0MPa；原料CO2也是由合成车间送来，经CO2增压机、二氧化碳压缩机(102-J)压缩后送入汽提塔底部作汽提塔的汽提气。从汽提塔出来的CO2气体及从氨泵出来的NH3一同进入202-C(高压甲铵冷凝器),在极短的时间内发生放热反应生成甲铵。高压甲铵冷凝器的操作要使进口的氨与二氧化碳不是全部生成甲铵,大约有70%的氨和70%的CO2冷凝成液体,而有一部分仍然以气体形式存在,生成的甲铵液与未冷凝的气体,从底部各自的管子离开高压甲铵冷凝器,进入反应器(201-D)的底部。然后在合成塔内甲铵脱水生成尿素,合成反应只能将68%的甲铵脱水转化成尿素,这些合成尿液经汽提、精馏、蒸发最后才能产出合格尿素成品。1.2 反应机理 我们知道化学反应常伴有放热和吸热反应, 合成尿素的过程也不例外。目前通常认为由CO2与NH3生成尿素的化学反应分为两步进行。 第一步，CO2与NH3反应生成氨基甲酸铵（即甲铵），故称为甲铵生成反应： 2NH3(液)+ CO2 (气)NH4COONH2(液)+119.2千焦/摩尔 (1-1) NH4COONH2(液)CO(NH2)2+H2O(液)-15.5千焦/摩尔 (1-2) 式（1-1）是在温度140-150，压力13.5-14.5MPa下进行的，是强放热反应，又是体积缩小的可逆反应。在一定的工艺系统温度和压力下，如能及时地移走其反应热，甲铵生成反应是能迅速完成的。这个反应容易达到化学平衡。而式（1-2）是一个吸热反应，该反应在液相中才有明显的反应速度。因此，在工业生产中，甲铵脱水必须在液相存在的条件下才能进行，而且在工业生产中是合成的控制步骤，这种脱水不能全部完成而只能达到一定的平衡值，按照化学平衡原理，甲铵脱水的反应必须供给热量才能进行下去，当减少系统中水量有利于向生成尿素的方向进行。 我厂采用CO2汽提法生产尿素，反应式（1-1）主要在高压甲铵冷凝器（202-C）中进行。甲铵生成时放出的大量反应热，可以用来生产0.4MPa的副产蒸汽，达到对热量的充分利用。式（1-2）反应主要在合成塔（201-D）内进行，其所需的热量由在202C内未完全反应的部分CO2与氨在尿素合成塔内生成氨基甲酸铵的反应热供给。2 工艺流程简述流程如下:（附图）2.1 装置流程简述2.2 岗位(系统)流程简述2.2.1 原料氨和二氧化碳的压缩 图2-1原料氨和二氧化碳的压缩原料液氨由合成车间送来，压力为2.2MPa，由PI-150指示，温度由TI-001指示，分成两路：第一路去低压甲氨冷凝器302-C；第二路进入氨预热器101-C管侧加热到25左右。液氨经氨预热器101-C加热后分为两路：一路进入高压氨泵104J/Js往复泵；另一路进入高压离心氨泵P104。液氨通过氨泵将压力提高到16Mpa，在氨泵出口总管上设有流量计FI-151。高压离心氨泵P104出口流量由FIC1201调节，回流量由FIC1202调节返回到界区，高压离心氨泵P104出口设有安全阀PSV1250、入口安全阀PSV1251。高压氨泵104J/Js出口设有安全阀PSV167、总入口安全阀PSV162，104J/Js泵入口安全阀PSV163、PSV164。氨预热器101-C壳侧用闪蒸槽904-F底部来的低压蒸汽冷凝液作为加热介质，用调节阀TIC-152控制，冷凝液进入冷凝液贮槽905-F回收，壳侧设有防爆板PSE168。出高压氨泵104J/Js或P104的液氨进入氨加热器102-C管侧加热后，经电磁阀XV-2101、氨截止阀送入高压喷射泵201-L，将高压甲铵洗涤器203-C来的甲铵液增压后，一并送入高压甲铵冷凝器202-C的顶部。氨加热器102-C壳侧用闪蒸槽904-F顶部来的闪蒸蒸汽作为加热介质，用调节阀TIC-109控制，蒸汽冷凝液进入冷凝液贮槽905-F回收，壳侧设有防爆板PSE169。原料二氧化碳由合成车间送来，CO2经二氧化碳压缩机组压缩后送入加热器E106A、E106B加热，经脱氢反应器R101脱氢、冷却器E107冷却后分为两路：一路由电磁阀XV-2102控制进入汽提塔201-C底部，流量由FI-2101指示，温度由TI-2101指示；另一路由调节阀FIC-3201控制进入中压CO2气提塔C502底部，流量由FI-3201指示,温度由TI-3201指示。脱氢后的CO2中氢、氧含量由AIC1202指示。CO2加热器E106A壳侧采用高压甲铵洗涤器203C来的高压密闭水进行加热，由HIC1202控制加热器E106A出口CO2温度，温度指示TI1205，出口进入一段蒸发加热器E411A壳侧，E106A壳侧设有防爆板PSE1252；CO2加热器E106B采用2.4Mpa抽汽，由TIC1202控制CO2加热器E106B出口进入脱氢反应器R101的CO2温度，加热后蒸汽进入闪蒸槽904F，E106B壳侧设有防爆板PSE1253；CO2冷却器E107壳侧采用中压甲铵冷凝器E503来的中压密闭水进行冷却，由HIC1201控制冷却后的CO2温度，温度指示TI1206，E107壳侧设有防爆板PSE1254。2.2.2 高压系统流程如下 图2-2高压系统流程2.2.2.1 高压甲铵冷凝器从CO2压缩机四段出口来的高压CO2（压力13.5-14.5MPa），先经过汽提塔（201-C）。从高压氨泵的液氨（压力15-16 MPa），首先通过氨加热器（102-C）加热到70后送到高压喷射器201-L，并作为喷射器的动力抽吸高压洗涤器203-C来的浓甲铵液，一起进入高压甲铵冷凝器。在合成系统中，高压甲铵冷凝器202-C是立式管壳式热交换器，它的作用主要是将液体氨和气体二氧化碳大部分冷凝成甲铵液体。由高压喷射泵201L来的液氨以及循环系统返回高压系统的甲铵液与汽提塔201-C顶部出来的含有NH3和CO2的汽提气，与高压离心式甲铵泵（P501）来的甲铵液经LIC3203控制分别进入高压甲铵冷凝器202-C顶部管侧混合后沿管子的内壁往下流，被冷凝缩合生成甲铵,且放出冷凝热和生成热。在高压甲铵冷凝器202-C中NH3与CO2不允许全部生成甲铵，大约有78%左右冷凝成液体，剩余部分仍然以气体存在。生成的甲铵液与未冷凝的气体分别从高压甲铵冷凝器202-C底部的液相管和气相管离开202-C，进入合成塔201-D底部，液相管温度由TI-212点指示。高压甲铵冷凝器202-C壳侧用锅炉水冷却，并产生0.32MPa的低压蒸汽。202-C壳侧设有防爆板PSE226。高压系统的压力是由少量液氨不经过高压喷射泵而直接进入高压甲铵冷凝器202-C来测量，由PI-201指示。进入气体和液体的总量中，控制NH3/ CO2（摩尔比）为2.9-3.2，H2O/ CO2（摩尔比）为0.37或H2O/Ur（摩尔比）为1.67。为了得到低压饱和蒸汽，还配置有低压蒸汽汽包（201-F），以便将蒸汽中夹带的水分离掉。其过程是：给水泵906J/JS将蒸汽冷凝液槽（905-F）的蒸汽冷凝液送入汽包内，并利用液位调节的作用维持汽包内的水位。水由下降管进到高压甲铵冷凝器壳侧的底部。在传热的作用下（管内外温差可达20以上），水在壳侧形成自然循环，蒸汽由汽包顶部送出，输送到蒸汽系统与循环系统使用，多余的蒸汽还作为注入蒸汽供给透平作为动力用蒸汽。实际我们现在操作时，控制汽包压力通常使用PIC915/1、2来实现，当改变压力调节器的给定值时，等于改变了饱和温度，同时也就改变了管壁内外的温度差值，也就是说，用增加或减少传热的数量使甲铵的生成量保持一定值，达到控制生产过程的目的。操作的原则是使进入高压甲铵冷凝器中的CO2与氨不是全部生成甲铵，而有小部分以CO2与氨存在。这样，生成的甲铵与未反应的CO2和氨从底部进入尿素合成塔201-D。2.2.2.2 合成塔（201-D） 甲铵液与未冷凝的气体进入合成塔201-D底部后分两部分，一部分沿合成塔筛板自下向上流动；另一小部分，经合成塔底部一节流孔板（温度由TI-213指示）与高压甲铵洗涤器203-C来的循环返回液混合后进入高压喷射泵201-L吸入口增压后返回高压甲铵冷凝器202-C顶部，混合液的温度由TI-214指示，甲铵在合成塔201-D内脱水生成尿素。合成塔201-D是一个长的直立式高压反应器，它被11块筛板分成相邻的12个小室，在每个室中反应物被鼓泡通过的气体均匀混合，为提高合成塔转化率，采用了虹吸式高效塔盘。由于有了筛板就可避免液体的返混。因此合成塔可以看作是12个串联的搅拌良好的反应罐组，合成塔反应气相氨碳比由AIC201指示。合成塔塔壁温度由TI201、TI202、TI203、TI204指示。合成塔201-D混合物中的气体从顶部离开，进入高压甲铵洗涤器203-C防爆层，温度由TI-208指示。在合成塔201-D顶部出气管上，设有放空调节阀HIC-203，以便升温钝化和合成塔超压时作放空用，同时在这段管道上还设有安全阀PSV-220 、PSV-221。合成塔201-D顶部出气中的NH3、CO2和隋性气体混合物，进入高压甲铵洗涤器203-C顶部防爆层后，由防爆层的另一端出来返回到高压甲铵洗涤器203-C底部管侧。高压甲铵洗涤器203-C下部是直立管壳式浸没冷凝器，器内充满着液体，高压甲铵洗涤器203-C底部来的气体鼓泡向上通过，上部为填料层，一部分经203-C内溢流管返回浸没冷凝段底部；另一部分外溢流出去进入高压喷射泵201-L吸入口，外溢流甲铵液温度由TI-209指示。尿素生成反应需要的热量是依靠高压冷凝器中未反应的那一部分CO2、氨继续在塔内反应放出的反应热，因此不再需要从外界供热。在尿素合成塔气、液出口管上（型管处）装有分析取样点，可用来分析CO2与氨，经过计算了解进到高压系统原料中NH3/ CO2与H2O/ CO2是否正常。另一部分合成反应液经新增液位控制阀LIC-2101压力降至2.0MPa左右送至新增精馏塔（C501/S501）内，经分离和在新增中压加热器（E501）内用0.91.2MPa蒸汽进行加热分解未转化成尿素的NH3和CO2。该蒸汽由高压蒸汽包（902-F）产生，蒸汽压力由PIC3203调节控制。2.2.2.3 汽提塔（201-C）汽提塔201-C是直立管壳式加热器。一部分合成塔201-D顶部来的尿液物料经调节阀LIC-201进入汽提塔201-C顶部，向下流入管束并以液膜状态沿内壁往下流，然后由一个用于液面控制的调节阀LIC-203控制减压后，从汽提塔底部离开进入循环系统精馏塔301-E顶部，汽提塔201-C出液温度由TI-216指示。CO2气从塔底进入，向上流入管束，将尿液中的NH3和CO2从尿液中分离，并从汽提塔顶离开，进入高压甲铵冷凝器202-C顶部。汽提塔201-C壳侧由调节阀PIC-918控制高压蒸汽饱和器902-F来的2.4MPa蒸汽加热,蒸汽流量由FI-903指示,201-C壳侧设有防爆板PSE227。 合成反应液在温度180-185下进入汽提塔的上部，经装在上部的液体分布器分布，将液体均匀地流入列管内，并以膜状沿管壁向下流动。CO2气体从塔的底部进入列管内，与液膜逆流接触。在壳侧蒸汽加热下，合成液中的氨基甲酸铵大部分分解成CO2与氨，与原料CO2气混合后成为汽提气，从塔顶离开，经CO2汽提后的溶液称为汽提液，在塔底汇集后经减压控制器（LIC203）自动控制送入至低压循环系统。 CO2汽提作用是吸热过程，必须在壳侧加入蒸汽，通常使用压力为1.7-2.0MPa的饱和蒸汽。这种蒸汽是在高压蒸汽饱和器902-F中制备的。制备的方法是：从CO2压缩机蒸汽透平抽出压力为2.2-2.4MPa的过热蒸汽（温度在300以上）。从下部进入高压蒸汽饱和器（902-F）内，与容器内的冷凝液进行热交换产生饱和蒸汽。在汽提塔壳侧冷凝后的蒸汽冷凝液仍返回至高压蒸汽饱和器内，多余的冷凝液从饱和器底部抽出进入中压蒸汽饱和器（903-F）。高压蒸汽饱和器的压力由压力调节器（PIC-918）自动控制，液位由液位调节器（LIC-904）自动控制。2.2.2.4 高压洗涤器（203-C）合成塔201-D顶部出气中的NH3、CO2和隋性气体混合物，进入高压甲铵洗涤器203-C顶部防爆层后，由防爆层的另一端出来返回到高压甲铵洗涤器203-C底部管侧。高压甲铵洗涤器203-C下部是直立管壳式浸没冷凝器，器内充满着液体，高压甲铵洗涤器203-C底部来的气体鼓泡向上通过，一部分经203-C内溢流管返回浸没冷凝段底部；另一部分外溢流出去进入高压喷射泵201-L吸入口，外溢流甲铵液温度由TI-209指示。高压甲铵洗涤器203-C壳侧采用130的调温水冷却，高压调温水在一个封闭的加压系统中，用高压密闭水泵902-J/JS循环，流量由FI-206指示。203-C壳侧出口的调温水，温度由TI-206指示，调温水进入CO2加热器E106A壳侧对管侧CO2进行加热，再进入新增一段蒸发加热器（E411A）给尿素溶液进行加热，之后回到高压密闭水泵902-J/JS入口，高压密闭水泵902-J/JS出口进入冷却器902C，由调节阀TIC-207A调节出口温度，FIC-206控制高压密闭水流量，从902-C出来的调温水返回至203-C壳侧作为冷却介质，带走甲铵反应产生的热量，203-C壳侧设有防爆板PSE225，密闭水出口设有安全阀PSV222。高压甲铵洗涤器203-C顶部未冷凝的气体通过调节阀HIC-202控制减压，进入0.7MPa系统吸收塔702-E底部进一步吸收NH3和CO2，最后惰气经调节阀PIC-715由塔顶放空。2.2.3低压分解与循环系统低压分解与循环系统流程如下:图2-3 低压分解与循环系统流程2.2.3.1 合成系统出料分两部分进入循环系统。 一部分，从汽提塔201-C底部来的尿液经调节阀LIC-203减压，进入精馏塔301-E顶部，温度由TI-304指示，尿液被喷洒在精馏塔301-E的填料床上，由于减压的结果，尿液中的一部分甲铵分解，所需的热由溶液本身供给，从而使溶液的温度下降。尿液从精馏塔301-E分离器顶部进入循环加热器301-CA/CB管侧被壳侧的低压蒸汽加热，蒸汽采用0.4Mpa，压力控制阀为PIC350、PIC3103，经循环加热器301-CA/CB加热后的尿液，又重新返回到精馏塔301-E底部分离器，其结果是尿液中的甲铵又一次分解。气体通过填料床上升，使气体中所含的水蒸汽被部分冷凝。精馏塔301-E顶部出气管上设有全安阀PSV-311、PSV-317和PSV-318，温度由TI-303指示。离开精馏塔301-E底部的尿液经液位控制阀LIC-302流入闪蒸槽302-F闪蒸分离掉尿液中所含的部分水、NH3和CO2，精馏塔301-E底部出料温度由TIC-301控制，精馏塔301-E液位由LIC-302控制。由精馏塔301-E顶部出来的气体与HIC3201减压调节控制后的中压甲铵液液位槽V501出气、低压分离器（C322/S322）出气、LIC801调节控制的部分水解系统P802出口甲铵液、FIC3308调节控制的回流冷凝器给料泵（P706A/B）部分工艺冷凝液、LIC3102调节控制的低压循环泵302-J/JS出口部分甲铵液混合冷凝，进入预低压甲铵冷凝器（E313）进行预冷凝，再与部分水解系统P802出口甲铵液一同进入低压甲铵冷凝器302-C底部壳侧，低压甲铵冷凝器302-C为浸没式，为了取走甲铵的生成热与冷凝热，管侧用低压调温水冷却，预低压甲铵冷凝器（E313）壳侧采用302-C管侧出口低压调温水冷却。低压甲铵冷凝器302-C壳侧采用50的调温水冷却，低压调温水在一个封闭的加压系统中，用低压甲铵冷凝器的循环水泵901-J/JS循环，流量由FI-303指示。302-C管侧出口的调温水，温度由TI-309指示，进入预低压甲铵冷凝器（E313）壳侧，移出甲铵冷凝产生的热量后进入低压甲铵冷凝器的循环水泵901-J/JS，901-J/JS出口调温水进入循环冷却器901-C，温度TIC302通过调节阀QIC304A和FIC303调节控制，FI-303显示流过循环冷却器901-C水量而进行的。从低压甲铵冷凝器302-C顶部出来的气液混合物进入液位槽301-F进行气液分离，部分甲铵液靠此重力差与水解来的部分回流液混合循环回低压甲铵冷凝器302-C；而一部分从底部流出，用中压甲铵泵（P309A/B）一部分送至预蒸发器（E310A）壳侧冷凝吸收中压分解气，出口与另一部分混合送至中压甲铵冷凝器（E503）内作中压分解气的吸收液。中压甲铵泵出口回流液返回到预低压甲铵冷凝器，在低压甲铵冷凝器302-C底部设有加氨管线，用调节阀FIC-304控制加氨量，流量由FIC-304指示。另一部分,合成反应液经电磁阀XV2103、液位控制阀LIC-2101，控制压力降至2.0MPa左右送至精馏塔（C501/S501）顶部，温度由TI-3202指示，精馏塔（C501/S501）压力由PI3202指示。尿液被喷洒在精馏塔（C501/S501）的填料床上，由于减压的结果，尿液中的一部分甲铵分解，所需的热由溶液本身供给，从而使溶液的温度下降，之后进入中压加热器（E501）底部进行加热，其结果是尿液中的甲铵又一次分解，气体通过填料床上升，使气体中所含的水蒸汽被部分冷凝。精馏塔上部分离段有填料层，分解气体中的H2O被合成反应液洗涤吸收，顶部出气送至预蒸发器（E310A）内回收热量用于预热尿液, 顶部出气温度由TI-3207指示，出气设有安全阀为PSV3250。在新增中压加热器（E501）壳侧用0.91.2MPa蒸汽进行加热分解未转化成尿素的NH3和CO2。该蒸汽由高压蒸汽包（902-F）产生,压力由PIC3203调节控制，加热后的低压饱和蒸汽进入201F。离开精馏塔分离器S501底部的尿液经液位控制阀LIC-3201流入新增中压CO2气提塔（C502）气提分离出尿液中所含的部分水、NH3和CO2，精馏塔分离器S501底部出料温度由TIC-3204控制，离开精馏塔尿液温度在160165。 在中压CO2气提塔（C502）内将引入CO2压缩机出口脱H2后的部分原料CO2气体，流量由FIC3201控制，温度由TI3201指示。将中压C501/S501分解后的尿素溶液进行CO2气提，以控制中压段的氨和CO2的摩尔比在2.3左右。中压CO2气提塔（C502）出气与中压精馏塔（C501）出气合并后一起进预蒸发器（E310A）进行热量回收，中压CO2气提塔（C502）出气温度指示TI3205。低压甲铵冷凝器302C冷凝生成的甲铵液通过中压甲铵泵P309A/B由FIC3202控制与部分中压CO2气提塔（C502）出气、中压精馏塔（C501）出气合并后进入预蒸发器（E310A）壳侧，对尿素溶液进行预浓缩，冷凝后形成的甲铵溶液与中压CO2气提塔（C502）、中压精馏塔（C501）另一部分出气、FIC3208调节控制的中压甲铵泵P309A/B出口另一部分甲铵溶液合并后进入中压甲铵冷凝器E503壳侧继续冷凝。在预蒸发器壳侧中压分解气体的冷凝和部分甲铵生成放出的热量，用于将低压分解段出来的尿素溶液进行预浓缩。经过预蒸发器未冷凝的气体（温度指示TI3212）送到新增中压甲铵冷凝器（E503）进一步冷凝形成甲铵溶液，中压甲铵冷凝器E503为浸没式，为了取走甲铵的生成热与冷凝热，冷凝所释放出来的热量由封闭循环冷却水移出，冷凝形成的中压甲铵液含H2O约21%(wt)，温度指示TI3210，冷凝温度控制在大约105左右，中压甲铵冷凝器E503设有安全阀为PSV3251。通过新增甲铵液液位槽（V501）由新增高压甲铵泵（P501）分别由FIC2102和LIC3203控制送至高压洗涤器（203-C）和高压冷凝器（202C）内，高压甲铵泵（P501）部分回流液由FIC3207最小流量控制返回到中压甲铵冷凝器（E503）继续冷凝吸收，甲铵液液位槽（V501）由LIC3203调节控制。甲铵液所含的H2O量取决于低压甲铵液H2O量的控制，低压甲铵冷凝器302C生成的甲铵液通过中压甲铵泵P309A/B与中压工艺气一同送到新增中压甲铵冷凝器E503内作中压分解气的吸收液，温度指示为TI3212。高压甲铵泵（P501）入口回流由FIC3207调节控制，高压甲铵泵（P501）入口设有安全阀为PSV3252，。在高压甲铵泵（P501）事故状态下，可打开甲铵液液位槽（V501）下液线去预低压甲铵冷凝器截止阀，由FIC3209减压调节控制使甲铵液回到预低压甲铵冷凝器（E313），再由301F收集后通过301J/JS送至高压洗涤器和高压冷凝器内。中压甲铵冷凝器E503壳侧采用105的调温水冷却，中压调温水在一个封闭的加压系统中，用中压冷凝器循环水泵P502A/B循环，流量由FI-3206指示。E503壳侧出口的调温水，温度由TI-3211指示，进入CO2冷却器E107壳侧，移出CO2脱氢反应产生的热量后进入中压冷凝器循环水泵P502A/B，P502A/B出口调温水进入循环冷却器E504，温度通过调节阀TIC-3209，FIC-3206控制流过循环冷却器E504水量，经过冷却的密闭水再进入E503移出冷凝产生的热量而进行循环的。中压甲铵冷凝器E503未冷凝的气体经减压（PIC3205控制）后与低压分离器（C322/S322）分解气体(温度指示TI3304)合并后进预低压甲铵冷凝器（E313）后再进入低压甲铵冷凝器302C进一步冷凝回收并形成稀的甲铵溶液进入甲铵液液位槽301F。从中压汽提塔C502底部出来含有少量未转化成尿素的氨和CO2的尿素溶液，温度指示为TI3206经调节阀LIC3202压力由2.0MPa左右减压到0.4MPa左右，温度指示为TI3301，尿液被喷洒在低压分离器（C322/S322）的填料床上，由于减压的结果，尿液中的一部分甲铵分解，所需的热由溶液本身供给，从而使溶液的温度下降。尿液从低压分离器（C322/S322）顶部进入低压循环加热器（E322）管侧被壳侧的0.4MPa低压蒸汽加热，分解尿液温度在135左右，经低压循环加热器（E322）加热后的尿液，又重新返回到低压分离器（C322/S322）底部，其结果是尿液中的甲铵又一次分解,气体通过填料床上升，使气体中所含的水蒸汽被部分冷凝。低压循环加热器（E322）壳侧用0.4MPa蒸汽进行加热分解未转化成尿素的NH3和CO2，该蒸汽压力由PIC3302调节控制。离开低压分离器（C322/S322）底部的尿液经液位控制阀LIC-3301流入闪蒸槽S314闪蒸分离掉尿液中所含的部分水、NH3和CO2，低压分离器（C322/S322）底部出料温度由TIC-3303指示控制。低压分解气由低压分离器（C322/S322）顶部出来被送入预低压甲铵冷凝器（E313）进行预冷凝，低压分离器（C322/S322）顶部出气管上设有安全阀PSV-3350，温度由TI-3304指示。 2.2.3.2从精馏塔301-E和低压分离器（C322/S322）底部出来的尿液分别进入闪蒸槽302-F和闪蒸槽S314，闪蒸分离掉尿液中的部分水、NH3和CO2，闪蒸槽302-F和闪蒸槽S314底部出来的尿液分别由LIC3101和LIC3302控制一同进入预蒸发加热器（E310A/B）管束加热后，进入预蒸发器分离器S311闪蒸分离，经预蒸发浓缩后浓度由预蒸发之前的71%(wt)左右浓缩到78.2%(wt)左右，送至尿素溶液贮槽（3303-F）。预蒸发加热器（E310B）壳侧用0.4MPa蒸汽进行加热，该蒸汽压力由PIC3304调节控制。闪蒸槽302-F出口气相（含NH3和CO2及H2O）与FIC7103调节控制的解吸给料泵702J/JS出口部分工艺冷凝液一同经闪蒸冷凝器701-C冷凝后形成的工艺冷凝液流入闪蒸冷凝器液位槽（V307）。闪蒸槽（S314）出口气相（含NH3和CO2及H2O）与FIC3305调节控制的702J/JS出口部分工艺冷凝液一同经闪蒸冷凝器E711冷凝后形成的工艺冷凝液流入闪蒸冷凝器液位槽（V307）。闪蒸冷凝器液位槽（V307）回流冷凝器给料泵P706A/B出口回收的工艺冷凝液分3部分分别送到：由FIC3307调节控制进入到回流冷凝器E804；由FIC3308调节控制进入到预低压甲铵冷凝器E313；剩余的出口部分工艺冷凝液回流到闪蒸冷凝器液位槽（V307）。由HIC7201调节控制的预蒸发器S311顶部出来的气体与新增一段蒸发S411出气经冷凝器E712冷凝后进入氨水槽701-F回收。2.3.3 从液位槽301-F液体中分离出来的气体随即进入低压吸收器302-EA，它是位于液位槽301-F上面，低压甲铵液位槽压力由PIC3102控制。在低压吸收器302-EA中，填料床上用FIC7104调节控制的部分水解进料泵702J/JS来的稀氨水与循环泵302-J/JS抽出的底部循环的甲铵液汇合后经循环冷却器303-C冷却后循环回低压吸收器302-EA的填料床上，循环冷却器303-C出口温度由TIC-337控制。在低压吸收器液位槽301-F底部设有溢流管，以保持恒定的液面。生成的甲铵液经过溢流管流入液位槽的溢流管，循环回到低压甲铵冷凝器。闪蒸冷凝器E711、闪蒸冷凝器701-C、闪蒸冷凝器液位槽（V307）出气汇合后由PIC3308控制与PIC304控制的低压吸收器302-EA顶部出来的气体、来自AT201冷凝分解的气体、冷凝器705C出气一同进入常压吸收塔C-305下部，常压吸收塔C-305分三层填料床，在上层填料床用P704 A/B来的冷凝液经E709冷却后用调节阀FIC-3313控制进入吸收；在中层填料床用0.7MPa吸收塔顶部给料泵（P707A/B）来的冷凝液由LIC7201控制进入吸收。在下层填料床用常压吸收塔C-305下液经常压吸收塔循环泵P750A/B通过E312冷却后进行循环吸收。液体由常压吸收塔C-305底部出来返回到702-F，最终自702-F溢流到701F，未吸收气体从常压吸收塔C-305顶部经烟囱702-F放空，放空量由FI-3310指示。2.2.3.2 循环冷凝吸收从高压甲铵洗涤器203-C顶部出来的气体经调节阀HV-202控制降压后，进入0.7Mpa系统吸收塔702-E底部，702-E吸收塔有两段填料床，上层填料床采用工艺冷凝液收集槽（V704）来的工艺冷凝液经吸收塔循环泵P707A/B由调节阀FIC7102调节洗涤吸收，吸收塔底部给料泵P707A/B出口另两路：一路经调节阀LIC7201控制去循环吸收器C305中部，另一路返回到二段蒸发冷凝器E713进行洗涤吸收；702-E下层则采用701F来的稀氨水通过循环吸收给料泵704J/JS经706C冷却后用调节阀FIC-7101控制进入702-E下层填料床洗涤吸收，循环吸收冷却器706C温度由TIC-754调节控制。吸收后的液体由LIC7102控制返回到701F，未被吸收的气体经PIC-715调节阀控制排入大气中。702-E吸收塔入口线设有安全阀PSV714。吸收塔底部给料泵P707A/B将工艺冷凝液收集槽（V704）的工艺冷凝液共6部分分别送到：由LIC7201控制进入C305中层填料床进行吸收；一段蒸发分离器S411顶部少量氨水冲洗；由调节阀FIC7102调节进入702-E吸收塔上层填料床洗涤吸收；喷射泵J713氨水冲洗；二段蒸发第一冷凝器E713壳侧冷凝吸收；部分循环回到工艺冷凝液收集槽V704以保证液位的稳定。2.2.4 解吸与水解系统解吸与水解系统工艺流程如下: 图2-4 水解系统工艺流程 工艺冷凝液汇集在氨水槽701-F内，温度约为40，用解吸给料泵702J/JS将工艺冷凝液（NH3水）从氨水槽中抽出，由FIC801调节流量送入解吸塔换热器E802中，在此与第三解吸塔（C-804）底部出来的排放液互相换热，然后进入第一解吸塔（C-801）的第三块塔板上。工艺冷凝液在塔内自上而下流动，与含有CO2与氨的第二解吸塔的解吸气和水解塔（C-803）来的二次蒸汽逆流相遇，在此，工艺冷凝液中的大部分CO2与氨被加热汽提出来。第一解吸塔（C-801）进液设有安全阀PSV801，第一解吸塔（C-801）与第二解吸塔（C-802）之间设有排放连通截止阀。702J/JS出口将701F内工艺冷凝液（NH3水）共8部分分别送到：由FIC801调节流量进入解吸塔换热器E802中加热；由FIC7103调节控制进入闪蒸冷凝器701-C冷凝；E310A氨水冲洗；由FIC3305调节控制进入闪蒸冷凝器E711冷凝301J/JS氨水冲洗；401-F顶部和402-F顶部出气喉管采用少量氨水冲洗；E411A氨水冲洗；由FIC7104调节控进入循环冷却器303-C入口进行冷却。汽提后的液体从塔底引出，由LIC802调节控制，用水解塔给料泵（P801A/B）将其送至水解换热器E-803，与从水解塔底部来的水解液互相换热后，进入水解塔顶部塔板。液体自上而下流动，经过截止阀减压后的3.8MPa的高压蒸汽由塔底送入，提供水解反应所需热量，液体与蒸汽逆流相遇后生成的二次蒸汽由塔顶逸出进入第一解吸塔（C-801），压力由PIC804控制，液体温度逐渐升高，使尿素不断水解为CO2与NH3，从水解塔底部出来的液体称为水解液，温度为TIC811，利用其自身的压力，送入水解换热器E-803将热量传给第一解吸塔出来的解吸液后进到第二解吸塔，水解塔（C-803）液位由LIC803控制，液体在第二解吸塔内自上而下流动，与底部引入的第三解吸塔C804顶部出气逆流相遇，提供了解吸所需的热量。水解塔（C-803）进气设有安全阀PSV802。解吸后的液体由底部排出进入第三解吸塔给料泵P804A/B，送至第三解吸塔C804顶部，第二解吸塔液位由LIC8102控制，0.4MPa的低压蒸汽由塔底送入，由FIC8102调节控制，提供解吸分离所需热量，液体与蒸汽逆流相遇后工艺冷凝液中的剩余CO2与氨被加热汽提出来，出气与FIC8102调节控制的部分0.4MPa低压蒸汽一同进入到第二解吸塔底部，第三解吸塔C804出液进入解吸塔换热器E802，加热解吸给料泵702J/JS进入第一解吸塔（C-801）的稀氨水，再进入废水冷却器E801冷却，经第三解吸塔C804液位控制阀LIC804控制排入地漏、回收送水汽或701F。第一解吸塔顶部出气管设有放空线，如出现解析系统超压情况，打开放空截止阀，放空气体进入702F；第三解吸塔给料泵P804A/B出口设有回流线至该泵入口；第二解吸塔底部出液与第三解吸塔C804出液设有付线阀，如切除第三解吸塔C804可开此阀，关第二解吸塔底部和第三解吸塔C804出液阀。 从第一解吸塔顶部出来的气体，进入回流冷凝器（E-804）的壳侧冷凝，未冷凝的气体尾气经V-801由HIC801控制进入闪蒸冷凝器701-C冷凝吸收，再进一步回收CO2与NH3，回流液贮槽（V-801）内的工艺冷凝液经回流泵P802A/B送出，一部分返回到第一解吸塔顶部第一块塔板作为回流液，另一部分送至预低压甲铵冷凝器（E313）和低压甲铵冷凝器（302C）继续吸收。闪蒸冷凝器液位槽（V307）吸收循环泵P706A/B出口回收的工艺冷凝液由FIC3307控制进入到回流冷凝器E804作为水解系统加氨水。2.2.5 蒸发造粒系统流程如下: 图2-5 蒸发系统流程图2-5所示为尿素溶液蒸发与造粒系统工艺流程。 2.2.5.1 尿液贮槽303-F中的尿液，液位由LI-303指示，温度由TI-308指示，冲洗液由FIC3104调节控制。尿液经尿素溶液泵303-J/JS送至一段蒸发加热器401-C加热后进入一段蒸发分离器401-F蒸发，401-C采用0.32MPa低压蒸汽加热，温度TIC403通过调节阀PIC-401控制，尿液流量通过303-J/JS出口调节阀FIC-401控制，一段蒸发分离器压力指示为PI402。一段蒸发分离器401-F顶部出来的水汽混合物被一段蒸发冷凝器702C管侧中循环水冷凝，冷凝液进入氨水槽701-F回收,未被冷凝的气体由701-L喷射泵抽出与J715喷射泵、J712喷射泵、705- L2喷射泵抽出的未冷凝气体混合后被一段蒸发冷凝器705C管侧中循环水冷凝，一段蒸发冷凝器705C冷凝的工艺冷凝液进入氨水槽701-F回收，未冷凝气体进入常压吸收塔C305底部继续吸收。一段蒸发冷凝器702C出口管线上设有破真空阀PIC701。浓缩后的尿液进入二段蒸发加热器402-C加热后再进入二段蒸发分离器402-F蒸发，402-C采用0.8MPa蒸汽加热，温度TIC404通过PIC-403调节阀控制，二段蒸发分离器压力指示为PI404。二段蒸发分离器402-F顶部出来的水汽混合物经喷射泵702-L（升压器）升压后，进入二段蒸发第一冷凝器703-C壳侧被冷凝，冷凝液进入工艺冷凝液收集槽V704,未被冷凝的气体经喷射泵705-L1到二段蒸发第二冷凝器705-L3壳侧被再次冷凝，冷凝液进入氨水槽701-F回收,不凝气体由喷射泵705- L2抽出进入一段蒸发冷凝器705C冷凝。 401-F顶部和402-F顶部出气喉管采用702J/JS出口少量氨水冲洗，防止积存缩二脲造成结晶堵塞。2.2.5.2尿液经尿素溶液泵P304-A/B送至新增一段蒸发加热器E411A/B加热后进入新增一段蒸发分离器S411蒸发，E411A采用CO2加热器E106A壳侧出口的高压密闭水进行加热，由HIC4201调节控制。E411B采用0.32MPa低压蒸汽加热，温度TIC4201通过调节阀PIC-4201控制，尿液流量通过P304-A/B出口调节阀FIC-4201控制，一段蒸发分离器压力控制为PI4203。新增一段蒸发分离器S411顶部出来的水汽混合物与预蒸发器S311顶部出气通过HIC7201调节控制被新增一段蒸发冷凝器E712管侧中循环水冷凝，冷凝液进入氨水槽701-F回收,未被冷凝的气体由J712喷射泵抽出与J715喷射泵、701-L喷射泵抽出的未冷凝气体混合后被一段蒸发冷凝器705C管侧中循环水冷凝。一段蒸发分离器S411顶部采用少量吸收塔循环泵P707A/B出口工艺冷凝液冲洗。浓缩后的尿液进入新增二段蒸发加热器E412加热后再进入新增二段蒸发分离器S412蒸发，E412采用0.8MPa蒸汽加热，温度TIC4202通过PIC-4202调节阀控制，二段蒸发分离器压力指示为PI4205。新增二段蒸发分离器S412顶部出来的水汽混合物经喷射泵J713（升压器）升压后，与部分吸收塔循环泵P707A/B出口工艺冷凝液分别进入喷射泵J713、二段蒸发第一冷凝器E713壳侧被冷凝，冷凝液进入工艺冷凝液收集槽V704,未被冷凝的气体经喷射泵J714到新增二段蒸发第二冷凝器E714管侧被再次冷凝，冷凝液进入氨水槽701-F回收，不凝气体由喷射泵J715抽出进入一段蒸发冷凝器705C冷凝。 P704A/B出口部分经过E709冷却的蒸汽冷凝液作为工艺冷凝液收集槽V704的补水，工艺冷凝液收集槽V704出气排放到702F，吸收塔循环泵P707A/B出口部分工艺冷凝液循环回到工艺冷凝液收集槽V704以保证液位的稳定。2.2.5.3通过两段蒸发后的尿液浓度达到99%以上，再分别通过熔融尿液泵401-J/JS（泵入口液位控制LIC401）和熔融尿液泵P411A/B（泵入口液位控制LIC4201）汇合后送至造粒塔601A顶喷头601-LA/B喷淋造粒。熔融尿液泵P411A/B入口管线夹套蒸汽压力由PIC4208控制，在喷头入口管道上装了遥控三通阀HV-603、HV-4101，通过它分别可以将熔融尿液泵401-J/JS、熔融尿液泵P411A/B出口尿素溶液循环到尿液贮槽303-F中去，循环冲洗由FIC602调节控制。造粒喷头是一个上面有多排小孔的锥形喷头，它位于造粒塔顶部的中心，并有传动装置以适当的速度旋转，溶液因离心作用经小孔甩出去。当喷头以合适的转速旋转时，尿素熔液被洒成大小合适的小液滴分布在造粒塔的整个截面上，当它们下降时因冷却而固化，结晶热被上升的空气流带走，由于空气的温升使造粒塔在自然通风下有足够的空气流过，空气通过塔壁底部的窗口进入，通过塔顶的窗口离开，其温度约为77。固化后的尿素颗粒在造粒塔底收集，它们被刮料机601-V