化肥厂工艺对外培训教材1要点

1、川化股份有限公司化肥厂简介川化股份有限公司化肥厂，是川化股份有限公司下属的二级生产单位，是四川化工控股集团公司川化基地的核心骨干企业。化肥厂始建于2008年12月，其前身为川化股份有限公司原第一化肥厂（即老系统或国产化装置）、第二化肥厂（即新系统或引进装置）。 化肥厂主要装备为：大、中型氮肥生产装置各一套即：年产 20万吨合成氨、14万吨尿素 的国产化中氮肥装置和年产36万吨合成氨、72万吨尿素的大化肥引进装置。化肥厂下设 第一合成车间、第二合成车间、第一尿素车间、第二尿素车间、成品包装车间、电气仪 表车间、设备检修车间、生产科、设备科、安全环保科、厂部办公室等三科一室和七个 车间，现有员工1

2、200余人。20万吨国产化中氮肥装置（简称一化系统或老系统），是国家独立自主发展我国现代大化肥装置的国产化“样板”工程， 也是川化建厂的奠基石和川化发展的助推器。一化系统合成氨装置，始建于二十世纪五十年代中期，是国家布点的四套国产化中氮肥装 置之一，采用以焦碳为原料，设计能力年产合成氨7.2万吨。该工程于1956年9月破土动 工，1959年9月建成投产，从而结束了四川无氮肥生产的历史。进入六十年代后，对装 置实施了多次重大的技术改造：1963年 1964年,实施了合成氨7.2万吨/年的“填平补 齐”技术改造，改造后实际年产量达到7.2万吨；1964年 1966年，进行了围绕合成塔 技术改造为中

3、心的革新挖潜，使合成氨实际年产量达到了12.8万吨；1967年 1971年，实施了原料由焦炭改为天然气的“天改工程”， 并使“气头”达到了年产合成氨原料气 1820吨的能力；1971年一1975年,装置实施了整体性的革新挖潜改造， 使合成氨年产 量达到了 18万吨，比原设计能力提高了 1.5倍；1988年1990年，对“老系统”实施全 面技术改造，采用最新的工艺技术，新建 20万吨/年合成氨“国产化样板”装置，1988 年3月动工建设，1990年 12月建成投产。一化系统尿素装置，采用水溶液全循环法工艺技术，设计能力年产尿素11万吨，1971 年开工兴建，1978年建成投产，八十年代后经过不断

4、的技术改造，使产能提高到了14万吨/年。一化系统建成投产以来，坚持走自主创新与学习引进相结合的路子， 不断创新发展， 先后进行了多次重大技术改造，生产能力不断扩大，整体功能日趋完善，主要技术经济 指标逐步达到先进水平，特别是20万吨合成氨“国产化样板”装置的建成投运，整体技术水平得到了全面的提升。一化系统在50多年的发展历程中，创造了许多宝贵的中氮肥生产管理经验，积累了丰富的技术成果， 培养了大量的管理和技术人才，为川化的发展 壮大提供了物质基础和技术支撑，先后荣获化工部“科学技术进步一等奖”、“科学技术进步特等奖”、“企业技术进步奖”、“国家重大技术装备成果奖”、四川省“安全 生产先进单位”

5、等荣誉称号。年产30万吨合成氨、48万吨尿素的现代大化肥装置（简称二化系统或新系统），是 二十世纪七十年代初从日本成套引进的我国第一套现代化大化肥装置，由日本东洋工程公司（TEC设计，合成系统采用美国凯洛格公司（KELLOG）技术，设计能力日产合成 氨1000吨；尿素系统采用日本东洋工程公司（TEC水溶液全循环改良C法工艺技术， 设计能力日产尿素1620吨。该装置于1974年5月破土动工，1976年6月建成投产，1977 年正式交付生产运行。川化大化肥装置的建成投产，使川化由一个中型化工企业跃入了 中国化工大型企业的行业，实现了川化发展的一次大跨越。川化大化肥装置投产运行以来，坚持走引进、吸收

6、、消化、创新之路，不断提高装 备技术水平。1991年采用卡萨里公司节能内件，对合成塔进行改造， 提高了装置产能和 设备寿命。1995年采用天津大学天久公司洗涤技术， 对尿素造粒塔粉尘回收系统进行技 术改造，实现了尿素粉尘达标排放。1997年与日本绿色和平组织合作，采用日本东洋工 程公司（TEC技术，对一段炉进行了烟道气回收综合利用改造（即：中日合作合成氨 装置一段炉废热回收示范项目），提高了废热回收利用率，收到了明显的节能和环保效 益。2001年引进荷兰海得鲁技术，对尿素系统进行了生产大颗粒尿素的技术改造，增加 了尿素品种和市场竞争力。2003年,从日本引进工艺软件包和主体设备，由中国成达化

7、学工程公司开发设计，对合成氨、尿素系统进行了增产节能技术改造。此次改造，合成 系统对脱碳、合成进行了改造，增加了中压汽提、电动空压机和氢氨回收装置；尿素生 产工艺由水溶液全循环改良 C法，改为TEC改良ACEST氧化碳汽提法，增加了工艺冷 凝液解析、水解回收等环保装置。2006年 4月技改装置通过性能考核，合成氨和尿素装 置分别节能10%口20%产能分别提高20唏口50%30多年来，在开好、管好引进大化肥装置的生产实践中，川化人传承了中国工人阶 级勇于攀登、勇于奉献的光荣传统与优秀品质，艰苦创业，开拓进取，创造了两年半建 成投产、36个月收回建设投资的“川化速度”，取得了全国大化肥行业劳动竞赛

8、十个第 一的好成绩，1981年创造了连续安全运行379天长周期记录，先后荣获化工部“安全生 产先进集体”、“四川省先进集体”、成都市“先进基层党组织”等荣誉称号；“天府” 牌尿素曾获评国家银质奖，四川省“名牌产品”、“免检产品”。川化大化肥装置的建 成投运，点燃了川化第二次跨越的发动机，开启了我国对外成套引进生产装备的先河与 现代化大化肥建设的序幕；始终坚持以我为主的方针，探索、总结出了“三不原则”、“四个认真对待”、“六个一定要”等一整套具有川化特色的我国现代大化肥生产管理 经验，广为全国同行业学习和借鉴；充分发挥了“跳板”、“样板”和“大学校”作用， 为全国同类型装置培养和输送了大批的管理

9、和技术人才，为四川的农业生产和我国现代大化肥事业的蓬勃发展做出了重要贡献。2008年 12月，川化为适应市场经济发展的新形势，加速培育企业竞争优势，打造一 流化肥企业，将原第一化肥厂（一化系统）、原第二化肥厂（二化系统）合并组建化肥 厂，实现了强强联合，从而达到了资源优化，优势互补。新的化肥厂成立后，从组织架 构、人力资源、技术装备、运行管理等进行了整合，精简了机关科室，优化了生产辅助 系统，使得整个组织架构更加科学、精干、高效。化肥厂将认真贯彻落实科学发展观， 坚持以人为本的理念，着力推进安全、环保、文明生产；坚持科技进步的发展方向，着 力推进技术改造和装备升级；努力减少管理环节，优化管理流

10、程，广泛实施以“日事日 清”为主要载体的“精细化”管理；重视加强干部、党员和职工队伍建设，着力打造以绩效为核心的企业文化，推动企业建设不断迈上新台阶。合成氨工艺流程概述（二合）氨是氮和氢两种元素组成的，氮的来源是由空气取得的，而氢的来源是多种多样的, 主要是由能产生热能的燃料，如天然气、液态烃和煤与水蒸汽反应而制得的本装置以天 然气为原料，本装置经增产节能改造后日产液氨1200吨，并付产二氧化碳气体输往尿素 装置制造颗粒状尿素产品和尿液。生产工艺主要经过四道工序：原料天然气的压缩和脱硫.粗合成气的制备（转化和变换）合成气的净化（脱碳和甲烷化）精合成气的压缩和氨的合成在实际生产过程中，要实现上述

11、工序和回收能量，还要增加一些必要的措施1. 原料天然气的压缩和脱硫.天然气于0.4-0.6Mpa,35 C引入系统,分作原料及燃料天然气使用,原料天然气经分 离罐（116-F）分离凝析油及水分后,进入由中压蒸汽透平带动的三缸三段天然气压缩机（102-J）.经过三段压缩后，天然气压力提高到4.1Mpa温度104C,流量31360Nrr/H,与来 自合成气压缩机（103-J） 段出口抽出的约4000NmH的合成气混合，使混合气中含氢气量5.0%,以用作CO-MO加氢器转化有机硫为无机所硫需氢气用.混合气送至原料加热器 （103-B）经二段予热至371C再进入装有27.8M3触媒（分二层）的加氢器（

12、101-D）,将天然 气中有机硫转化为H2S,然后串联通过二台各装有29.1m3氧化锌脱硫剂的脱硫槽（102-DA、 DB）,使原料中的总硫量降到0.5PPm以下，送往一段转化炉（101-B）.2. 粗合成气的制备（转化和变换）脱硫后的天然气（31360NmH）,与温度333 C，压力4.0Mpa的过热蒸汽（由中压气 提塔16.8吨压力4.0Mpa饱和蒸汽和62.605吨368C压力4.0Mpa混合而成），按水碳比为 3.20 （过热蒸汽79.405吨/H）混合，混合后的气体总量132220 NH，去一段转化炉对 流段第一组（A EC101予热，使温度升高到510C，压力3.65Mpa,然后分

13、成十路进入 十根进气支管，又通过炉内十排共四百根转化管的猪尾管由上而下进入转化管，在管内的镍催化剂参加下，依靠顶部220个烧嘴天然气和弛放气外部供热，进行甲烷转化反应， 使甲烷含量由93.01%降到11.97%, 段炉炉膛内温度为1036C，全部转化管总传热量为 65.57伽kcal/H，转化管内平均最高温度912C，转化管底部出口温度805C，转化气汇 集与下集气管进入上升管，气体由下而上流动时进一步被加热， 从顶部出来进入上集气 管时温度为839C，压力为3.30Mpa,上集气管汇集了十根上升管来的气体， 在管外有水 夹套，转化气体在上集气管经过时，由于热损失，温度降到 815C后，进入二

14、段转化炉（103 D）。转化气进入二段顶部与由中压蒸汽透平带动的二缸四段的空压机（101J）和电动空压机（101-JA）压缩的工艺空气和蒸汽混合进入二段炉。空气加入量按氨合成 所需要的H/N2加入。混合气总量为48843.648 Nm3/H，其中空气量43934.89 Nm3/H，蒸汽3.944吨/H，进 入二段炉之前，先经过一段转化炉对流段第二组予热，使温度达到620C后再进入转化炉顶部混合器，在二段炉顶部工艺空气和转化气燃烧，以供给工艺气进一步转化所需要的热量，这样，气体通过催化剂后，工艺气中甲烷进一步转化，在出口温度1006 C下残余甲烷可降到0.3%,为了回收热量，从二段炉出来，温度

15、1006C左右的工艺气体（232645.28 Nm3/H） 直接进入二个并联的第一废热锅炉（101 CACB产生10.5Mpa的高压蒸汽，工艺气温 度降至482C，为进一步回收废热，又进入第二废热锅炉（102 C），产生10.5Mpa高压蒸汽，第二废锅设有旁路伐，使工艺气体出第二废锅后温度降低至371C，进入变换系统。为了维持系统蒸汽平衡，在一段炉炉侧设有辅助锅炉(101 Bu),辅助锅炉烟道与 一段炉对流段相连，烟道气588 C与一段炉烟道气混合后一起去回收热量，使一段炉总 热回收率达90流右。一段炉对流段主要是回收烟道气中热量，对流段中按烟气流动方向设置的回收设备 是天然气蒸汽预热器(A

16、EC101)，空气蒸汽预热器(A EC102)，蒸汽过热器(A EC103)，烟道气废热锅炉(A EC-106)，锅炉给水预热器(A EC104)，燃料气 预热器(A EC105)，燃料空气预热器。由于热量逐步回收，烟道气温度逐渐下降(982 C 866 C 807C 602 C 419C 367C 211 C 204C 155C)，最 后由中压蒸汽透平带动的引风机(101-BJ)抽至烟囱而排出，引风机能力为 277600 NnnfH，进口压力为-208伽水柱。燃料空气由一台电动送风机强制送入。进高温变换炉的工艺气中CO为12.3%,耳0/。0比为4.9,高变换炉内装有氧化锌触媒 59m3,气

17、体流经触媒层,CO和蒸汽发生变换反应,出口温度达到428C,出口气中CO下降 到2.81%,高变出口工艺气先经过高变废锅,(103 C)回收热量，产生10.5Mpa高温蒸汽， 然后再经过甲烷化预热器(104 C),加热去甲烷化的工艺气，进低变炉(104 DB),温度 在226C ,低变炉内装有铜一锌一铝触媒62.6 m,使工艺空气中CC和蒸汽在HO/CO为17 的条件下进一步反应，在出口温度为244C下，CO含量降为0.39%.3. 合成气的净化(脱碳和甲烷化)低变出口气先进入低变废热锅炉(1104-C)产生0.45Mpa饱和蒸汽(经作为四级闪 蒸用蒸汽后进入再生塔，作为再生热源)，工艺气温降

18、到152.9 C ,再进入二个并联的再 沸器(105 CA CB),加热再生塔(102 EA EB)下塔溶液，工艺气温降到128.5 C ,又进入 锅炉给水预热器(106 C),进一步冷却，使工艺气温降到80.5 C ,进入粗气分离器(102 F),分离掉冷凝液后到脱碳系统.工艺气流量173617.248 Nm3/H,压力2.845Mpa102- F分离出来的工艺冷凝液 48.923 T/H 送往150-C换热后进入中压气提塔(150-E)处理，气提合格(电导小于10us/cm)的工艺冷凝液经150-C、151-C换热后， 经纤维棉过滤器过滤进入W-FB30作为脱盐水使用。.低变气中的CQ,是

19、用加有活化剂二已醇胺(根据技改的设计为 ACT-1),缓浊剂五 氧化二钒,浓度为27%勺碳酸钾水溶液来脱除的低变来的粗合成气进入CQ2吸收塔底部,由下而上地与下段上部引入 85%量的 113.5 °C ,980 m3/H,苯菲尔半贫液进行逆流吸收,粗合成气的CQ,含量在下塔由17%笔为 0.9%,工艺气进入上塔后，与吸收塔顶引入15%量的70C ,160 m3/H,苯菲尔贫液进行逆流 吸收，工艺气中CQ含量由0.9%降到0.1%以下出吸收塔，经分离罐(103 F)后去甲烷化系 统.由吸收塔顶部出来的温度106C ,流量1140 m3/H的富液，经过一台水力透瓶(107 JHT),回收

20、能量后，进入再生塔上段上部，降压后的富液在二氧化碳再生塔的上部由上而 下进行闪蒸，脱出大部分的CO气体，苯菲尔富液到再生塔上段下部已经闪蒸出大部分二 氧化碳，形成半贫液，再进入132-F利用低变废锅产的26.556吨低压蒸汽进一步进行四级 闪蒸再生，再生后的半贫液利用1107-J、107-J送到吸收塔下段上部，供吸收塔下段吸 收用，其余的半贫液不经过132-F再生回流到再生塔下段，经再沸器加热提高温度,(再生 塔底部设计操作温度122C ,压力0.179Mpa)进一步再生为贫液，贫液从再生塔底部出来， 经贫液锅炉给水换热器(107 C),使温度从122C降到70C ,再由贫液泵(106 J、J

21、A)抽 出经水冷器(107 C),送往吸收塔上段顶部，供上段吸收用，正常情况下水冷器不加冷却 水.再生塔顶出口的二氧化碳气体经水冷器(110 C),回流罐(113 F)水冷器(132 C). 洗涤塔(104 E),使二氧化碳气体由103 C60C -40C ,压力为0.113Mpa,二氧化碳 浓度为98.5%,流量为31691.072Nri9H送尿素车间此处，必须说明，本装置的再生系统，因设备运输的原因，设计为二个再生塔。使 流程较为复杂，但是这二个再生塔的结构和操作条件相同。 其所有管线也是对称安装的， 如果再沸器的输入热量有不平衡的情况时，蝶形伐在10%右的范围内调节进入再沸器的低变气流量

22、。为了使进入二个再生塔的富液量大致相等，从113 F回溜到再生塔的冷凝水经108 J利用流孔板的作用将等量的水引入再生塔洗涤段顶部，一部分回流水 进入1116-F经1116-J回到1104-C作为锅炉给水，另一部分回流水在HC-0820 0821的控制下，均衡地进入再生塔下段。从吸收塔出来的工艺气体(70C)经分离罐(103 F)，将气体中夹带的溶液分离 下来，(4.5 m2/H)送往回流罐(113 F)，工艺气再去合成气压缩机(103 J) 一段出 口的合成气甲烷化预热器(136 C)。预热后进入高变炉后的甲烷化预热器(104 C) 进一步预热，在104 C出口设有旁路伐TCV12调节进甲烷

23、化器的温度为316C，进入 甲烷化器（106 D）的气体流量为141776.54NmVH，CO CO总含量小于0.46%。甲烷化 器内装有一层镍触媒（24.7m3），操作压力2.762Mpa,气体中的二氧化碳和一氧化碳与 氢气反应生产CH4 H2O出口温度为345E，经锅炉给水换热器（114 C）降至135C, 再经锅炉给水预热器115-Ca降至60C,再经过水冷器（115 C）降至37.8 C。进入净 化气分离器（104 F），分离出冷凝液1429.524 kg/H排出，气体中的一氧化碳和二氧化 碳含量降到10PPm以下去合成压缩系统。4. 精合成气的压缩和氨的合成进103 J第一段新鲜合成

24、气量为141609.22NmVH （其中有2912 Nmi/H低压氢），温 度为38C,压力为2.607气体中甲烷含量0.9%, Ar含量0.3%,氮24.68%,氢74.11%。一 段出口气排出4000Nm/H，作脱硫加氢用外，其余气体分成两路（约各占50%, 一路去甲烷化预热器加热洗气后与另一路混合去水冷器（170 C）,（从氢氨回收有2004.8NmVH、温度为40度的高压氢回收入系统）一段出口气压力为6.48Mpa,温度170C，两路器汇合后温度为139C，再进入氨冷器（129-C）,其冷冻侧背压控制在0.35Mpa,防 止冻结。出氨冷器后的温度为7.8 C,进入分离罐（142 F）分

25、离水分后再进入103 J 二段压缩，设氨冷器的目的是在于节省高压段的功耗，并可减少合成气中的水分，以保护压缩机的转子和提高产品氨质量，第二段压缩后气体温度为138C，压力为15.74Mpa经水冷器（116 C）温度降到38C,再进入氨冷器（1130-C）,其冷冻侧背压控制在0.40 , 出氨冷器后的温度为20度去分离罐（105 F）,分离出水后进入第三段压缩，三段压出 口温度66.5 C,压力为19.9Mpa,流量140239.01 Nm3/H三段压缩出的新鲜气与合成塔 出来的循环气（温度54.4 C,流量453968.03 Nm3/H）混合，混合气温52.1 C，经水冷 器（124 C）冷却

26、到36C,又分成两路（每路气量约50% , 一路经第一氨冷器（117 C）, 第二氨冷器（118 C）,使温度从36C -29.4 C -7.2 C,另一路经热交换器与从氨分 离出来的较冷的混合气换热，温度降到7.2 C。这两路气汇合后，再经第三氨冷器（119-C）,使温度降到-12.2 C,进入氨分离器（106 F）分离出液氨后，气体再通过 热交换器（120 C）提高温度为23.9 C,进入循环段压缩提压到209k/ cm2,温度35.7 C, 先去合成塔（105 D）进出气换热器（121 C）,与出塔气换热，温度提高141T，再去 合成塔进行氨合成反应。合成塔的设计是塔外预热，塔内有多层冷

27、激式的缩口塔，塔内换热器置于的塔的上 部，以利于安装配管及修理。合成塔（105 D）内装有三层铁触媒，（第一层11.6m3死 二层 16.1 m3，第三层 23.3 m3）共 51.0 m3。进塔气分成两部分，一部分是主线气体经过触媒筐和筒体间的环隙得到部分预热并 使塔壁温度保持在安全范围，然后再与出塔气在上部换热器（122 C）换热提温进入第 一层触媒开始反应，另一部分气体，分三路进入第一、第二层触媒上部冷激调温和第三 层内部换热器进行换热调温。出塔气温度为348.7 C,经过锅炉给水预热器（123 Ca 123-C）把温度降到160C, 再经过塔进出气换热器（121C）进一步降到54.4

28、C,然后与103 J三段压缩出口新 鲜气混合，如此往复循环。另外在合成系统设置了一个塔外开工加热器（102 B），以燃料天然气燃烧来加热 进合成塔气体，作为氨触媒升温还原用， 也可以用于停车后再升温用，被加热的气体直 接在第一冷激线上进入氨触媒层的零米。从氨分离器（106 F）分离出来的液氨49204.76 kg/H进入液氨中间贮槽107 F （压 力 1.72Mpa,温度-11.1 C）。液氨中间贮槽（107 F）来的液氨，一部分直接送闪蒸罐（112 F）流量30315k /H，一部分（流量2096k /H ,）送到冰机贮槽闪蒸气氨冷器（126 C），其余（17446k /H）送到第二闪蒸罐

29、（111 F）,以保持液氨中间贮槽的液位稳定。第一，二，三闪蒸罐与相应的合成系统中的第一，二，三氨冷器是按热虹吸原理进 行冷冻蒸发循环操作的，第一闪蒸罐（0.793Mpa, 20.6 C）出来液氨除送第一氨冷器外， 另外还要作为103 J 一段出口氨冷器（129 C）、103 J二段出口氨冷器（1130-C） 和驰放气回收循环氨水氨冷器（A EA701）冷却用，后三者用户蒸发的气氨进入第二闪 蒸罐，多余的液氨也送往第二闪蒸罐，第二闪蒸罐（0.342 , 0°C）的液氨除送第二氨冷 器外，另外还要作为吹除气氨冷器（125 C）冷冻用，吹除气氨冷器和冰机贮槽闪蒸汽 氨冷器的气氨送往第三闪

30、蒸罐。多余的液氨送往第三闪蒸罐（0.117Mpa-17.8 C）的液氨送往第三氨冷器，还要抽出3552.63 kg/H，由冷氨泵（120 J, JA）送出作为成品液 氨一部分，以防止冷冻系统水的积累影响氨冷器的冷冻效率。一台由中压蒸汽透平带动的二缸三段离心式冰机（105J），用来平衡送往尿素及 其它用户所需要的成品液氨和合成系统所需要冷冻量，将气氨再压缩冷冻成液氨循环使 用。由第三闪蒸罐出来的气氨（26311kg /H）送入冰机一段压缩，一段出口与第二闪蒸 罐出来的气氨（26104.59 kg/H）在缸内混合进行二段压缩，二段出口气先经水冷器（128 C）冷却后，再与第一闪蒸罐出来的气氨（94

31、16k /H ）汇合后进入底三段压缩，三段 出口的气氨进水冷器（127 CACB冷却后成为液氨（61831.59 kg/H），送入冰机贮槽（109 F）。冰机贮槽（1.624Mpa41.5C）的闪蒸气去闪蒸气氨冷器，将气体中氨冷凝分离出 来（1031k /H ）送往第一闪蒸罐，闪蒸余气将送往氨回收系统进一步回收氨。冰机贮槽的液氨一部分（15531.59 kg /H ）送往第一闪蒸罐，余氨（46300k /H ）经 热氨泵（109 J，JA）提压与氨冷汇合，送往尿素。每小时产品液氨49758.27 kg/H （1200 吨/天），压力1.8Mpa温度30C尿素停车时，产品氨全送氨球冷冻系统中设有

32、氨注射泵（117 J），其作用是从冰机贮槽吸取液氨喷射到合成气 压缩机一段出口水冷器（170 C），前和二段出口水冷器（116 C）前吸收合成气中微 量的二氧化碳，随后在142 F，105 F作为冷凝液排出，另外还有一喷射点是在合成 循环系统水冷器（124 C）之后，作为开工时合成系统防冻结之用。9o1画韻昴us化疋胄jn-T詹匾丄苹附图1-天然气压缩及脱硫枷放空犬榕y收養践I03-J 圧柚氓35 TC0. 4-0.6Mpa32774MCS/h来IT -汁a恫汽1WJ 段抽111O.RMPa閒1C4.0MI滴汽作曲3SH1C16. 5T/JI102- JT.段二殴LL电：桶hII1.册帕i总冗

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36、OX!曲也"MiMHI11151-CS2J23T.I|箱环冷卸水去膻盐木工序4K畑丁血来自变换工序23JM5NM3-11lM5MpaI02-F1511IW-CI01-F F塔0-73 Mpa1赃E上塔IU2-E卜塔洗港fit55*&1-1111U4-C-1*5閘炉73367XXn-h 2.S(45Mpu1SG.5V *45MP»芽tU40M'7h r 106TC T2.S45Mpa.虑力透平TZI52.9raw3l&9INM3/hOJ33Mpa110-C113-F136-CItM-J102-I-12831C7DT214l77.?JNnii70 TC

37、|.101-U冷却忒1J2-C】主厲細101-C115-CAp115-C去合成工序MX：册炉龄水U!776.54NM3,h2.67Mpa?sr14O1CSI69L072NM3/MilBMpaL04-EIIB-T"4or（：O2去味素厂附图4-氨合成2.1.百柠沏勺I41. 5X：4/tnOKK/llE6 51D诵，1WI冷1402', LJ|XW：l -hK 72MPa -IE 1TC1.战OMPu30. one 497Sfi. 27Kff/HL27-rA/rRi2H-r氟 r 电来论 70Nm;/Hi»f* 一1110 FCX rviaMPu1酶合i露!RKfif

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39、 7T/H:iP储帛和1%!. 79 X laKualZFI1. ti24MRu 和.st52. lie23 . WPi5fP4207. O4XMi3/hT'CJ.旳37.：3MP4±Lj61831<<-2t>lO4B 5Ks/H1|744f5Kff/i|li. tiiMPu-17 . BX：阳诂加畑II2. WMP41120 J7JA118-tL07-F121-Ck 112：）C/CA20. 7Wfi i-iiic348. 7t：20. 2y8Mp4iI92OL 7tiKw II iw.-12C艙加气尿素工艺流程概述（二尿）本装置原为日本东洋工程公司（TE

40、C）水溶液全循环改良C法，在此基础上采用TEC 的ACES2工艺进行技术改造。生产能力设计值：（1）2300t/d负荷，生产1910t/d大颗粒尿素，带两套三胺。（2）2300t/d负荷，生产1910t/d小颗粒尿素，带两套三胺。（3）2460t/d负荷，生产1910t/d大颗粒尿素，带四套三胺。（4）2460t/d负荷，生产1910t/d小颗粒尿素，带四套三胺。装置分为六个部份，即合成、净化、浓缩、回收、工艺冷凝液处理及三胺来尾气处 理。1）合成工段从合成装置来的原料液氨，温度38C、压力1.8 MPaG经氨贮槽（FA401）,由氨升 压泵（GA404）升压，再经液氨泵（GA101）升压到2

41、1-24MPaG通过氨预热器（U-EA101、 U-EA102 U-EA152预热后，液氨温度被加热到140-145C,再经高压甲铵喷射器（U-EE151） 送至尿素合成塔（U-DC101）。其流量由回流管上的流量调节阀 FRC10控制。氨贮槽的压 力由PIC4502控制在低于1.6MPaG原料二氧化碳,温度40C、压力0.115MPaG经压缩机（U-GB151压缩至约15.7MPaG 大部分二氧化碳送到汽提塔（U-DA151）用作汽提介质，其余部分送到尿素合成塔（U-DC101和低压分解塔（U-DA202。合成圈所需钝化空气从二氧化碳压缩机加入，其流量由FIC1551控制，以使二氧化碳中氧含

42、量在0.45-0.55%之间。二氧化碳中氢含量最大为1.0vol%，在进入合成圈以前，设置脱氢塔（U-DC151来 脱去二氧化碳中的氢。脱氢塔安装在二氧化碳压缩机（U-GB151的三段与四段之间，在其中发生催化氧化脱去氢，三段段间冷却器将进入四段的气体冷却到 50C,在四段分 液器后分析氧和氢的含量。尿素合成塔操作条件为，温度183C、压力15.2MPaG NH3/CO为3.7。合成塔改造 后，衬里用25Cr-22Ni-2Mo不锈钢，并安装12层塔板。汽提塔（U-DA151和甲铵冷凝 器（U-EA151的操作压力同合成塔（U-DC101 一样。合成塔中达到高二氧化碳转化率后，合成液进入汽提塔（

43、U-DA151，通过降膜加热器和二氧化碳汽提，将尿素溶液中未反应的甲铵分解及过量的氨汽提出来，其操作压力 为15.2MPaG温度177180C （底部），汽提出来的气体进入甲铵冷凝器（U-EA15） 经 过汽提后的尿素溶液含氨和二氧化碳约1315%送至净化工段。回收工段返回的甲铵液，通过甲铵泵（U-GA102A/B加压至15.7MPaG以上，送至 甲铵冷凝器（U-EA151上部洗涤段。甲铵冷凝器主要由冷凝段和上部洗涤段组成。冷凝段有U型管和10层塔板，冷凝段的操作温度181C、压力15.2MPaG从汽提塔（U-DA151）来的氨和二氧化碳进入其底部， 在壳程冷凝形成甲铵和尿素。在管程通过蒸汽冷

44、凝液循环泵（U-GA151循环。壳程形成的冷凝热用来产生管程0.54MPaG的低压蒸汽。甲铵冷凝器的洗涤段设有一填料段， 用回收工段返回的甲铵液吸收从冷凝段来的未冷凝的氨和二氧化碳。洗涤段的甲铵液在重力作用下沿下降管到冷凝段。甲铵冷凝器出来的气体则进入高压吸收塔冷却器（U-EA401，进一步回收氨和二氧化碳，底部出来的溶液通过高压甲铵喷射器（U-EE151 进入尿素合成塔（U-DC101。合成圈的操作压力由调节阀PV150控制，安装在甲铵冷凝器顶部的气体管线上。2）净化工段从合成工段来的尿素溶液进入净化工段， 在此工段中尿素溶液未分解的甲铵和过剩 氨，通过减压和加热分解和分离出来。使尿素溶液浓

45、度达65%残余的氨约为0.7%，然后送往浓缩工段。汽提塔（U-DA151）来的尿素溶液压力从15.2MPaG降到1.72MPaG在（U-EA251）中 加热到146C，然后进入高压分解塔（U-DA2010进入高压分解塔的尿素溶液在 EA251中预热后，再通过DA20降膜加热器EA201, 甲铵分解成气相的氨和二氧化碳， 经过蒸发器EA35热量回收后进入高压吸收塔冷却器 EA401高压分解塔在1.67MPaG和 159C条件下操作。从高压分解塔出来尿素溶液中含氨和 二氧化碳分别为0.7wt%和3wt%高压分解塔用从甲铵冷凝器顶部来的气体来钝化以保护 设备，达到防腐的目的。大部分的甲铵在高压分解塔

46、分解，从高压分解塔出来的尿素溶液进入低压分解塔， 进一步净化，将氨和二氧化碳的含量降到 0.7wt%和0.5wt%o低压分解塔在0.275MPaG和124C（底部）条件下操作。其分解所需热量一部分通 过从汽提塔顶来的气体提供，另一部分通过再沸器EA202的蒸汽加热供给。低压段用二氧化碳汽提，其目的是使尿液在较低的温度下，氨和二氧化碳达到较高的分离效果，减少副反应的进行。从低压分解塔分离出来的气体进入回收段低压吸收塔EA402溶液进入闪蒸分离器（U-FA252，在此残余的氨和二氧化碳被闪蒸分离出来， 然后送到真空浓缩器（FA201。3）浓缩工段经合成和净化后，尿素溶液进入浓缩工段。浓缩工段采取两

47、段蒸发、两段浓缩的生产工艺。经一段蒸发浓缩后，尿素溶液浓度 达到96.7wt%,经二段蒸发浓缩后则水含量降至0.2wt%。96.7wt%的尿素溶液送到大颗粒 造粒工段或二段蒸发，而99.8wt%的尿素溶液去喷淋造粒产小颗粒尿素。从净化工段来的尿素溶液首先进入真空浓缩器（U-FA201），浓缩到74wt%其操作 压力为18KpaA温度74C。真空浓缩器（U-FA201）蒸发所需热量，由进入高压吸收塔 冷却器的气体冷凝放热所提供。蒸发出来的水蒸气则进入第一表面冷凝器（U-EA551 o从真空浓缩器底部出来的尿素溶液进入一段蒸发器 （U-EA352，其操作条件为压力 26.7KpaA、温度12513

48、0C。尿素溶液浓缩至96.7wt%。热量由从高压分解塔和三胺甲铵 液汽提塔出来的氨和二氧化碳气体冷凝放热提供，其余部分由蒸汽提供。一段蒸发器（2/2 ）出来的汽液混合物在分离器（U-FA351中分离，气相进入第二 表面冷凝器（U-EA552，冷凝后工艺冷凝液送至工艺冷凝液处理工段。从一段蒸发器出来的96.7wt%尿素溶液，由泵送至大颗粒造粒工段，当大颗粒装置 停运时，溶液送到二段蒸发器进一步浓缩。在二段蒸发器及分离器中，尿素溶液被蒸发浓缩到99.7wt%，操作压力3.33KpaA、温度138C。蒸发出来的水蒸气进入二段蒸发器表面冷凝器，冷凝后送到工艺冷凝液处 理工段。尿素熔融液则由泵GA35送

49、到造粒塔顶部的高位槽，再分布到12个喷头（PF301）o 高位槽（FA301 ）的液位由LRA30J 1记录报警，并根据液位高低决定使用喷头数。喷洒出来的熔融尿素在造粒塔内下落过程中冷却固化，落到沸腾床（FD302进一步冷却，一般粒状尿素被冷却到高于大气温度 1015C，再从沸腾床（FD302溢流口 流出经皮带（JD303而进入回转筛，筛去大颗粒后再进入称量皮带（JD302），成品尿 素由WIS301旨示并累计。最后由JD501皮带送往成品车间，筛出的大颗粒尿素进入 2# 溶解槽（FA306） o造粒塔采用机械通风的方式，塔底有沸腾冷却送风机（GB303,塔顶设有四台引风 机（GB30船D），

50、将塔内热风排入大气中，沸腾冷却送风机（GB303送风量不足部份由沸腾床周围吸入冷空气补充。塔顶设有粉尘回收装置。造粒塔内载尘空气进入集尘室（ PF302被喷咀（PF303 喷出的稀尿液先进行洗涤。然后由20个波纹板洗涤器（FD305进行洗涤回收，以除去 粉状尿素。稀尿液由造粒塔用循环泵（GA302供给，并且是循环使用。为了防止尿液浓度上升，在造粒塔用水泵（GA301不断的加入一部蒸汽冷凝液， 集尘室内尿液溢流到2#溶解槽（FA306后再溢流至1#溶解槽（FA302再用溶解槽泵（GA303输送到真空浓缩器（FA201）或碳铵液槽（FA402）进行回收。4）回收工段在此工段，从分解系统来的氨-二氧

51、化碳-水的混合气体用水吸收后返回尿素合成 塔。从低压分解塔（DA202来的气体在新增和原有低压吸收塔（U-EA452 U-EA402 中被冷凝吸收，冷却介质为水。低压吸收塔的操作条件为压力0.245MPaG温度45C。低压吸收塔（EA402的压力由PV402A/B调节控制，由于低压分解塔加入了汽提二氧化 碳，在吸收塔里最终和氨反应，降低氨分压，使PV402A/B的排放量极小。PV402A的气体送至浓缩表冷器冷凝回收，PV402B的气体则直接排入大气，生产正常时，PV402B-般处于关闭状态。从低压吸收塔出来的溶液经高压吸收液泵（U-GA402送至高压吸收塔的中段作为 吸收液。在一段蒸发器（U-

52、EA352 （1/2 ）中，从高压分解塔和三胺甲铵液汽提塔来的气体 与从新增的高压吸收塔冷却器（U-EA451来的贫甲铵液混合，在蒸发器中冷凝回收的 热量作为蒸发浓缩尿液的热量。回收后的汽液混合物则进入高压吸收塔冷却器（U-EA401。在咼压吸收塔冷却器、新增的咼压吸收塔冷却器和咼压吸收塔中，从咼压分解塔、 三胺来甲铵液汽提塔来的氨和二氧化碳， 被吸收成甲铵液，吸收介质为低压吸收塔来的 甲铵液和从工艺冷凝液贮槽通过 GA553A/B来的工艺冷凝液。高压吸收塔冷却器（U-EA401）的操作条件为压力1.61MPaG温度99C。它出来的甲 铵液经甲铵升压泵（U-GA403和甲铵泵（U-GA102升

53、压后，送至EA151的顶部。它出 来的气体进入新增的高压吸收塔冷却器(U-EA451)。新增的高压吸收塔冷却器(U-EA451)的操作条件为压力1.58MPaG温度67C。高压吸收塔冷却器(U-EA401)、新增的高压吸收塔冷却器(U-EA451)和高压吸收塔 (U-DA401)的压力由高压吸收塔顶部的 PV40控制。PV401的气体直接排入大气，气体中 氨含量v= 5kg/h。高压吸收塔冷却器(U-EA401)内甲铵反应热由三种介质移走，分别是真空浓缩器循 环泵(GA201送来的尿液、热水泵送来的热水和循环冷却水。5) 工艺冷凝液处理工段在该工段主要是将浓缩工段产生的工艺冷凝液进行解吸，将尿

54、素水解成氨和二氧化 碳，再将其返回系统。此工段分以下两个部分：表面冷凝部分从真空浓缩器出来的水蒸气经两段表冷器冷凝。第一表冷器在压力13.316.0KpaA下操作，第二表冷器在压力24.026.7KpaA下操作。第一喷射器给第一表冷器提供真空， 第二喷射器给第二表面冷凝器提供真空，喷射动力由0.54MPaG蒸汽提供。一小部分在表冷器未冷凝的氨，在最终表面冷凝器中冷凝。第一表冷器压力以及真 空浓缩器的压力由PIC204控制。从U-FA351分离器出来的水蒸气引入第二表冷器，操作压力为24.026.7MpaA。从分离器U-FA352来的气体通过最终浓缩器第一喷射器，压力从3.33KpaA增至10KpaA在U-EA55沖未冷凝的气体通过最终浓缩器第二喷射器进入第一表冷器。在此 未冷凝的气体通过