尿素生产工艺设计

1、1 / 25第一章 尿素生产概述1.1 尿素生产的原理尿素的合成原料是氨和二氧化碳， 这两种原料均来自合成氨装置。 尿素合成的条件为：188C,15.6MPa 进料氨与二氧化碳的物质的量比是 3.6，水与二氧化碳的物质的量比是0.672。一般认为在合成塔尿素的反应分以下两部进行 第一步，氨基甲酸铵的生成。反应式为：2NH3(l) CO2(g) ? NH4COONH2(l) Q1第二步，氨基甲酸铵脱水。反应式为：NH4COONH2(l) ? CO(NH2)2(l) H2O(l) Q21.2 尿素生产的方法由于这两个反应都是可逆反应，因此氨与二氧化碳不可能全部转化为尿素。在工业生 产条件下，二氧化

2、碳转化率仅在 50%-70%之间3。为了分离和回收未反应的氨和二氧化碳， 可将合成熔融物加热分解，使气体逸出。但要将逸出的氨与二氧化碳全部或部分返回合成 塔重新合成尿素，这就出现了各种不同的流程。有循环法，半循环法和全循环法。全循环法又可以分为热气全循环法、矿物油全循环法、气体分离全循环法、水溶液全 循环法及汽提全循环法。气提全循环法又可以分为二氧化碳汽提法、氨汽提法和双汽提法。2 / 25第二章斯那姆氨汽提工艺2.1 工艺基本原理汽提是使尿液中的甲铵按下述反应分解为NH3和CO2的过程:NH4COONH2U)? 2NH3(g) CO2(g) Q这是一个可逆体积增大的反应4。我们只要能够供给热

3、量，降低压力或降低气相中NH3和CO2某一组分的分压都可使反应向右方进行，以达到分解甲铵的目的。汽提法是在保持压 力与合成塔相同的条件下，在给热量的同时采用降低气相中NH3和CO2某一组分的过程当温度为 TC时，纯态甲铵的离解压力与各组分(NH3和CO2)的分压的关系按以上化学 方程式可作如下表示：设总压力为 Ps则从反应式中可以看到氨分压为 2/3Ps二氧化碳分压 为 1/3Ps如反应式在温度为 tC时的平衡常数为 Kt，则：Kt(2/3PS)2(1/3R)4/27R3假如氨和二氧化碳之比不是按 2: 1 状态存在，在温度仍为 tC时，它的总压力为 P,其各 组分的分压为：NH3的分压PNH

4、3总压 氨的分子数二P XNH3CO2的分压PCO2总压二氧化碳的分子数 P XNHXNH3和XCO2分别为气体中氨，二氧化碳的分子分数这样反应式在温度为tC时平衡常数应为:温度相同，平衡常数应相等，所以当温度为Kt (P XNH3)2(PXCO2)P3XNH3XCO2CO23 / 25但纯甲胺在某一固定温度下离解力为不变的常数C,所以4/27PS3P3XNHCO2P0.533XNH3X2Ps3CO24 / 25p 0.533XNH3XCO2从此式可以看出，当趋近于 1 时，则XNH3必趋近于 0,就趋近于 0,则Xc2趋近于无限大，就是说当甲铵液用二氧化碳气体通入，气相中几乎全为二氧化碳时(

5、XCO2=1) P 趋于无限大，即甲铵的离解压力近于无限大，我们知道如果甲铵在某温度下的离解压力大与操作压 力，甲铵就会得到分解，现分解压力为无限大，大于固定操作压力，所以液相中甲铵就进 行分解，这就是二氧化碳气提法分解甲铵的理论基础5O2.2 工艺特点(1)高NH3/CO2高转化率合成塔入口物料中NH3/CO2为 333.6，塔内操作温度 186-189C,操作压力约15.5MPa,CO2的单程转化率可达 65-67%。(2)热利用率高能耗低a. 采用钛材的降模式氨气提塔，操作温度高达 205E左右，气体效率高，从而减轻了 下游工序的分解负荷，降低了共用物料的消耗。b. 中压分解气的冷凝热，

6、用于真空预浓缩器蒸发尿液；低压分解气和解吸气在液氨预 热器加热液氨；蒸汽冷凝液用于高压甲铵泵后加氨液加热。这些措施相当于节省蒸汽约 400kg/t 尿素。使蒸汽和冷却水的消耗降低。另外，工艺冷凝液经处理后，可直接作为锅 炉给水使用，也相应减少了操作费用。(3) 操作弹性大年运转率高由于该装置的防腐性能好，可在 40%的生产负荷下稳定运行，圭寸塔时间可达 4 天也不 需要排放，事故排除后即可快速开车，提高了装置的运转率。本装置的年运转天数可达 340 天左右。(4) 设备水平布置尿素合成工段采用了高压喷射器作为抽吸循环甲铵液的动力，使得合成塔高压设备直 接坐落于地面上，无需高层框架。使安装和维修

7、费用降低。(5) 操作安全性强气提塔使用钛材以及反应物料中较高的NH3/ CO2，使得系统中需加入的防腐空气量 减少，这样，在中低压系统排出的混合气中含量较低，避免生成爆炸性混合气体。同时， 也相应减少了惰性气中的氨损失。5 / 25（6）污染小 经高效解吸和深度水解后，液体排放物得到净化处理，工艺冷凝液中铵和尿素含量降 至 1pp m 以下，可直接回收利用，同时，由于采用高质量的造粒喷头及自然通风技术，造 粒排放气体中尿素粉尘含量在 20kg/m3以下，对周边环境造成的污染变得很薄弱。（7）流程长，设备多，相互制约性强，控制点多，技术素质要求高7。2.3 工艺流程图工艺流程图见图 2-12.

8、4 工艺流程简介2.4.1 原料供给本装置的两种原料均来自合成氨装置。液氨压力不低于2.2MPa,温度 40C。进入尿素界去的液氨存贮在液氨贮槽 V105（通过位于其上的氨 回收塔 C105 喷洒下来），再经过两 台串联的泵打如高压系统。第一台是氨升压泵 P105,出口压力 2.2MPa,第二台是氨高压 泵 P101 （两级离心泵），进一步加压到高压系统所需压力。高压液氨在氨预热器E107 中预热至 95C，同时回收了低压气体的冷凝热。预热后的高压液氨压力为21.9MPQ 作为氨基甲酸铵喷射器 L101 的动力，将循环的氨基甲酸铵液（氨基甲酸铵分离器 V101 压力为 14.7MP8并带入尿素

9、合成塔 R101 底部。从合成氨装置进入界区的二氧化碳气体，温度 不高于 40C，压力为 0.4MPa,经二氧化碳压缩机入口液滴分离罐 V111 分离清除雾滴后进 入由蒸汽透平驱动的双缸四段离心式二氧化碳压缩机K101,加压至 15.9MPa 段与段之间有中压冷凝器，但末级出来的二氧化碳气不经冷却直接送入尿素合成塔R101。在二氧化碳压缩机入口分离器 V111 后的管线时，加入一定量的空气，以钝化高压系统不锈钢设备的 表面，使其免受反应物和产物的腐蚀8。2.4.2 高压合成、汽提、回收尿素合成条件为：188C,15.6 MPa 精料氨与二氧化碳的物质的量之比是 3.6，水与 二氧化碳的物质的量

10、之比是 0.67。略高于物料计算值（氨与二氧化碳的物质的量比是 3.5， 水与二氧化碳的物质的量比是 0.669）。尿素合成塔内发生如下的化学反应：一：:去中压晋JLLIL _ .V103.ir?LI 二氧化碳蚀来琢真空系统11R101-合成塔 V101-甲铵分离器 E101-汽提塔丨 碳铵液槽C-101- 中压吸收塔 C-103 中压惰洗塔 离器 V108- 第二真空分离器 C102- 解吸塔 E116- 素熔融泵 P101- 高压氨泵 P105-氨升压泵 P107-E_ 去造粒塔V102-中压分离器C103-中压惰洗塔E104-甲铵冷凝器:C105-氨回收塔解吸塔预热器 E117-水解器预

11、热器氨液泵 E103- 低压分解E102-V104-R102-中压分解器 C101-真空预浓缩分离器水解器 P115-中压吸收塔 V103-低压分离器E113-真空预浓缩器 V107-水解器给料泵P106- 尿素溶液泵V106-茅一真空分P108-尿图 2-1 氨汽提尿素工艺流程图Fig2-1 The figure of urea ammonia stripping process5 / 258 / 252NH3(l) CO2(g)? NH4COONH2(l) Q1NH4COONH2(l)? CO(NH2)2(l) H2O(l) Q2在此条件下反应在液相进行， 以原料二氧化碳利用率表示转化率约

12、 60-65%10。为了回 收未反应物，离开尿素合成塔的反应混合物流入与合成塔同压的氨气提塔E101。混合液向下流动时因受热而有氨逸出，利用逸出的氨作为汽提剂，又是二氧化碳逸出。分解与汽化 所需热量，由饱和蒸汽供给，压力为 2.20-2.40MPa。由气去汽提塔 E101 出来的气体，与 中压系统返回的碳铵液(先经高压碳铵液泵P102 增压并在预热器 E105 预热)汇合，一并进入高压氨基甲酸铵冷凝器 E104,在此几乎全部冷凝下来。其冷凝热用于副产 0.35MPa 蒸 汽。氨基甲酸铵冷凝器 E104 出来的混合物进入氨基甲酸铵分离器 V101 进行气液分离。液 相称氨基甲酸铵液，经喷射器 L

13、101 返回合成塔。未冷凝的气体主要是惰气(空气)，亦 含有一定量的氨和二氧化碳，在压力控制下送往中压分解器E102A/B 的下部。高压系统主要设备是合成塔 R101、气提塔 E101、氨基甲酸铵冷凝器 E104 和氨基甲酸 氨分离器 V101。2.4.3 中压回收离开汽提塔底部的尿液，虽已经汽提出相当数量的未反应物NH3和CO2，但还需要进一步回收和提纯 . 本流程回收提纯系统分三级，即中压1.8MPa(绝压)级低压0.45MPa (绝压)级真空0.035MPa（绝压）级11离开气提塔底部的尿液减压到1.7MPa 进入降膜式中压分解器 E102,同时，高压系统少量未冷凝气体(自分离器 V10

14、1)亦进入 E102A/B 的下部。中压分解器 E102 分两部分：尿液减压首先进入它的顶部分离器V102,将闪蒸出来的气体排走，然后流体流入未于其下的管束，即分解部分，使残留的氨基甲酸铵受热而继续 分解。所需热量来自两部分：壳体上部(E102A 是 0.47MPa 160C的蒸汽12;壳体下部 (E102B 是来自汽提塔壳侧的 2.2MPa 蒸汽冷凝液，并补充有一定量同压蒸汽，以满足热 量要求。离开中压分解器E102 的液体送低压系统。离开中压分解器顶部 E102 的气体与来 自低压系统的碳铵液(经中压碳铵液泵 P103 加压)汇合，然后送往真空预浓缩器 E113 的 管间部分，在此进行气体

15、的吸收，而9 / 25放出的吸收和冷凝热用来蒸发尿液。离开真空预浓缩器 E113 管间部分的气液混合物，送往中压冷凝器 E106 进一步冷却。 此时放出的热量已无法利用，被冷却水带走。离开中压冷凝器 E106 的气液混合物进入中 压吸收塔C101。塔的下部是鼓泡段，在此用碳铵液吸收。未被吸收的气体继续上升到蒸馏 段，与喷淋下来的液氨（来自氨贮槽V105）和氨水（来自中压降膜吸收塔 E111）相遇。气体中的 CO2几乎全部被吸收下来。塔顶得到纯的气氨，但包括进入系统的惰性气体和微 量 CO（20-100mL/m）。塔底溶液经 P102 升压，再经高压预热器 E105 预热，送往高压系统。 中压吸

16、收塔 C101 顶部出来的气氨和惰气进入氨冷凝器 E109 并进入液氨贮槽 V105 液氨用 氨升压泵P105 打回中压吸收塔 C101,作为回流。前已指出，来自合成氨装置的原料液氨 也是存贮在氨贮槽 V105 中的，但它先进入氨贮槽 V105 上方的氨回收塔 C105,从塔顶喷淋 下来，与氨贮槽排出的气体接触，然后才进入氨贮槽。泵 P105 打出的液氨除一部分作为 中压吸收塔 C101 回流外，还有一部分经高压泵 P101 送入高压系统。液氨贮槽 V105 中的 气体，除惰气外还有一部分气氨，它从 C105 顶部排出，送入中压降膜惰气吸收塔 E111 和 其尚存的惰其洗涤塔 C10（由三块浮

17、阀塔板组成）。蒸汽冷凝液从 C103 顶部喷下吸收气氨， 接着又进入 E111 管束，以降膜形式吸收气氨。E111 为一换热器，用冷却水把吸收热带走。 从洗涤塔顶部排出的气体经压力控制器排放到烟囱，一般基本不含氨。E111 底部的氨水用泵 P107 回到吸收塔 C1012.4.4 低压分解回收及真空预浓缩离开中压分解器 E 1 02 底部的溶液，为进一步提纯尿素和回收未反应的氨和二氧化碳， 再次减压到 0.35MPa,并进入将模式低压分解器 E103E103 的结构于中压分解器 E102 类似, 上方是顶部分离器 V103,释放出来的闪蒸气在此排出。液体流到下方分解部分的管束中， 进一步受热分

18、解，所需热量由管间的 0.35 MPa 饱和蒸汽压提供。离开分离器 V103 的气体 与来自解吸塔 C102的气体汇合， 通过冷凝和回收的方法回收。 首先在氨预热器 E107 换热, 然后是在低压冷凝器 E108受到冷却和冷凝。前者利用放出的热量来预热原料液氨，后者 的热量则被冷却水带走。气液混合物送到碳氨液贮槽V106 气体由此进入位于 V106 上方的低压惰气洗涤塔 C104用蒸汽冷凝液清洗，经压力控制器排入烟囱V113 此惰性气体实际不含氨。清洗液流流入贮槽 V106。贮槽 V106 中的碳铵液用中压碳铵泵 P103 抽出，一部分送回中压系统（与中压分解器 气体汇合去真空预浓缩器 E11

19、3 的壳侧回收热能），但为了保持系统的水平衡，其余的碳铵10 / 25液送往工艺冷凝液处理系统第三级分解回收是在真空下进行的。低压分解器 E103 底部出来的溶液减压到 0.35MPa 并进入降膜式真空预浓缩器 E113o 它的结构与中压分解器 E102 和低压分解器 E103 类似， 释放出来的闪蒸气先顶部在此分离器 V104 排出，液体则进入下部分解部分的管束中，进 一步受热分解。所需热量来自分解器 E102 的气体的冷凝和吸收供应。由 V104 出来的气体送往真空系统进行冷回收。E113 流下的溶液收集于底部液位贮槽灌 L104,已是含量 85% （质量）的纯净尿液，经 泵P106 送往

20、尿素浓缩系统。2.4.5 真空浓缩（蒸发）与造粒为了制得粒状尿素，必须将尿素溶液浓缩到 99.7%（质量）为此设置了一套两段真空 浓缩系统。来自 P106 含量约为 85%勺尿素溶液送至一段真空浓缩器（蒸发器）E114,其操作压力位 0.035MPa（绝压），操作温度为 128C，尿液被浓缩至 94.97% （质量）。由 E114 出来的气液混合物进入气液发分离器 （V107,其中的蒸汽被一段真空系统 L105 抽走，而液体则进入二段真空真空浓缩器E115,其操作压力为 0.003 MPa （绝压）操作温度为 136C，尿液浓缩至 99.75% （质量）的熔融尿素。由二段真空分离器 V108

21、分离下来 的熔融尿素沿造粒塔截面喷洒成小液滴下落，和上升的冷空逆流接触，被冷却固化成颗粒 尿素。真空系统所需喷洒蒸汽及一，二段真空浓缩器所需热量，有副产的0.35MPa 低压蒸汽供给，真空一，二段真空浓缩器的气体经各自的分离器（V104,V107 和 V108）送至一，二段真空系统（ L105/V106）,在表面冷凝器内冷凝成工艺冷凝液，汇集在工艺冷凝液贮槽 T102,以备送至解吸水解系统。尿素造粒塔为自然通风，以节省电耗和减少尿素粉尘对厂 区周围环境的污染。落在造粒塔的颗粒状尿素经旋转刮料机H101,送到皮带运输机 H102由此在送往自动称量机 WT09616 然后进入仓库。尿素溶液贮槽 T

22、101 用于当浓缩或造粒系统出故障时贮存尿液。第三章物料衡算对选定尿素系统进行低压系统和水解解吸系统物料横算，相关数据用安化集团 吨氨气提尿素工艺相关数据计算13。各流股见图 2-1。流股各组分：20 万11 / 251000NH3:0.704110kg0.6386 1000CO2:0.0112 18kg0.6386Ur:1000kg1000H2O :0.2798438kg0.6386流股3 各量为：1000NH3:0.018 25kg0.7111 1000CO2:0.018 11kg0.7111Ur:1000kg1000H2O:0.2629370kg0.7111流量=流股+迪-NH3:515

23、 50 100455 kgCO2：115 3 18100 kgUr：1000 1000 0kgH2O : 498 438 60 kg流股=流股-NH3:11025 85kgCO2:18 117 kgUr:10001000 0kg12 / 25底部液相中的NH3和CO?将在真空系统中蒸发出来，再加上每吨尿素有5kg 夹带在真空分离气中H20:438 370 68kg由于存在 E103,并经水解处理送到低压。.流股(335NH3: 2517 2 28kg60CO2:11 44 14kg60参加 Snam 公司提供的物料平衡表，及近几年经验，知低压加洗涤水每吨尿素为流股为H2O:10kg （实际生产

24、中可根据加水量进行修正）NH3:8528113kgCO2: 7 14 21kgH20:68 50118kg流股送=流股辿+(流股中未考虑含有NH3CO2,实际生产可进行修正)NH3:1130113kgCO2: 21 0 21kgH2O:118 10128 kgNH3: 455 113568kgCO2:10021121kgH2O : 60 128188kgH2O(28 14)(0.30 0.158)0.54250kg10kg13 / 25流股述和流股计算详见文流股NH3:30kgCO2:10 kg流股NH3:96kg流股迪二二流股+ +述+ +- -二NH3:568 30 96 342352kg

25、表 1 物料平衡表14Tablel Bala nee table of materials流股号状态温度/(c)NH3CO2UrH2O合计/ (kg)气1581101810004381566液140251110004701456气125857/68160(D液4011321/118252液42/1010液4011321/128262气1252814/509214 / 25表 2 流股组成表Table2 The compositi on table of flows组分(mm)111NH30.390.02/CO20.100.01/Ur84.9994.9699.75H2O14.525.010.25

26、气相中夹带尿素假设第一真空为 3kg;第二真空 2kg（实际生产中可分析 量） 。那么，流股（41 的总料量=10001177kg0.8499NH3:1177 0.00394.6kgCO2:1177 0.0011.2kgUr:1000kgH2O:11774.6 1.2 1000171.2kgE151,E154 含15 / 25NH3: 25 4.620.4kgCO2:111.29.8kgUr:10001000 0kgH2O : 370 171.2198.8kg流股1各组分NH3:1000 30.00020.2kg0.94961000 3CO2:0.0001 0.1kg0.949616 / 25

27、流股(D=流股创-NH3:0.2 00.2kgCO2: 0.1 00.1kgUr:997 9952 kgH2O:52.6 2.550.1kg流股62 二二加入蒸汽量+流股(40 +(50 +(5|) 据经验知：每吨尿素加入蒸汽 128kgNH3: 20.4 4.4 0.2 25kgCO2: 9.8 1.1 0.1 11kgUr：3 2 5kgH2O:128 198.8 118.6 50.1第四章热量衡算4.1 热量衡算前的规定各流股见图 2-10本焓值的计算是基于下属规定15:Ur:10003997kgH20:100030.050152.6kg0.9496流股=流股-NH3:4.6 0.24.

28、4kgCO2:1.20.11.1kgUr:1000997 3kgH20:171.252.6118.6kgUr:997 2995kgH2O9950.99750.00252.5kg496 kg17 / 25(1)气体混合物其焓值是各个化合物焓值之和，而各化合物焓值的计算是以其在混合物中分压和混合物温度为条件的；甲铵和尿素假设不存在气相中，而总是分解成NH3CO2。(2)液体混合物在混合物中，不存在游离CO2，而所有CO2与相应NH3结合生成甲铵；NH3除了与CO2反应生成甲铵外，其余与水结合，以氨水形式存在(惰气忽略不计)在溶液中以CO2为准甲铵量的计算如下：I2NH3+CO2(NH3)2CO27

29、8 1kgC02与 kgNH3反应生成1.7727kg的甲铵。44例：某溶液中C02=1000kg,NH3=1500kg,出0 1000kg，那么计算可得：甲铵：1000 1.77271772.7 kg甲铵中NH3：1000 0.7727772.7kg游离NH3:1500772.7727.3kg氨水溶液:1000727.31727.3kg其浓度为727.31727.3100%42%(mm)(3)标准状态的选择在 0.098MPa,T=25C时，下列物质：NH3理想气体，CO2理想气体,H2O液体，Ur液 体和甲铵液体的焓值Hc均为 0 值 标准反应焓:甲铵：18 / 252NH3（气严NH32

30、CO2（液）1.747MJ / kg2NH3（气）=NH32C02（液）H?0（液）1.978MJ/kg4.2 低压系统和水解解吸系统的热量衡算V103/E103/L103 的热量衡算流股：气体，125C,3.5MPaNH3: 85kg=5kmolCO2: 7kg=0.16kmolH2O: 68kg=3.78kmol查焓一压图得以下数据HNH3=0.1480MJ/ kgUr：总的热平衡方程 （稳态）为:HinQ HoutH；c其中:H：HrHinHiinmoutmout（miinrm ） HiHir进口物料的焓组分的反应热组分进口流量组分出口流量55 0.16 3.78FCO20.165 0.

31、16 3.783.5PH2O3.785 0.16 3.783.53.5 1.96MPa0.06MPa1.48MPaCO2 （气）CO2（气）19 / 25HCO2=0.1390 MJ / kgHH2O=2.501 MJ / kg HS= (0.1480 85) + (0.1390 7) + (2.5011 68)流股：液体，T=140CNH3： 25kgcO2： 11kgUr： 1000kgH2O： 370kg折算为：甲胺： 11 1.7727=19.5kg甲胺中NH3： 11 0.7727=8.5kg游离NH3： 25-8.5=16.5kg氨水溶液： 370+16.5=386.5kg其浓度为

32、： 16.5386.5 100%=4.27%这样流股转化为：液体，T=140C甲胺： 19.5kgNH3溶液：4.27% (m/m) 386.5kg尿素： 1000kg查比焓表得以下数据H甲胺=0.3650MJ/ kgHNH溶液=0.03115MJ/ kgH尿素=0.2533 MJ/kg H= (0.3650 19.5) + (0.03115 386.5) + (0.253320 / 25流股：液体，T=158C=183.62MJ1000) =380.821 / 25NH3： 110kgCO2： 18kgUr ： 1000kgH2O： 438kg折算为：甲胺：18 1.7727=31.9kg

33、甲胺中NH3：18 0.7727=31.9kg 游离NH3：110-13.9=96.1kg 氨水溶液：438+96.1=534.1kg 其浓度为： 96.1/534.1100%=18%这样流股转化为：T=158C查比焓表，甲胺： 31.9kgNH3溶液 1 8%， (m/m) ： 534.1kg尿素： 1000kg得以下数据H甲胺=0.3698MJ/kgHNH3溶液=0.03249MJ/kgH尿素=0.2756 MJ/kg也=(0.3698 31.9) + (0.3249 534.1 ) + (0.2756 1000) =289.1MJ还可得：生成甲胺的热量 = (19.5-31.9 )(-1

34、.747) =21.7MJ最终可得：Q供=Hi+H-H=380.8+183.62-289.1=275.32MJ第五章 水解解吸系统对低压系统的关系及影响5.1 低压系统和水解解吸系统的概念位置作用及工艺简图5.1.1 斯那姆深度水解工艺介绍22 / 25斯那姆深度水解工艺，主要是将工艺冷凝液中氨、二氧化碳和尿素含量减少到允许程 度，并加以回收。水解系统主要是由解吸和水解两部分组成。工艺冷凝液中所含的氨和二 氧化碳通过加热和解吸（气提）而回收，而其中的尿素则使之进行水解后再以氨和二氧化 碳的形式加以回收。解吸塔分上下两段。进入上段的工艺冷凝液和作为回流的碳铵液从上 段进入，自上而下与自下而上的气

35、流接触从而解吸出大部分氨和二氧化碳，然后从上段底 部出塔经水解器给料泵送入尿素水解器，进入解吸塔下段的上塔板进行再次气提，回收尿 素水解生成的氨和二氧化碳。经过处理达标的工艺冷凝液送至水汽车间作为锅炉给水。5.1.2 低压系统和水解系统设备说明16低压系统设备主要包括：低压分解器 V103 低压分解器液位槽 L103、低压冷凝器 E108低压分解塔 E103 碳铵贮槽 V106 低压惰洗器 C104（1）低压分解器（ E103）用途：分解从中压分解器来的尿液中的残余甲胺，并把它从尿液中分离出来。操作：在温度为 138C，操作压力为 0.35MPQ 底部出尿液中NH3含量为 1-2%（重量）之间

36、，CO2在 031.1% （重量）之间。尿素约为 70% （重量）。（2）低压冷凝器（ E108）用途：冷凝低压分解塔分离器顶部出来的气体和来自解吸塔水解器的气体，然后送往 碳铵液储罐。（ 3）碳铵液储罐（ V106）用途：用于停车时，高压设备排空时CO2和NH3的回收。正常时收集来自 E108 的稀碳 铵溶液，并偶尔收集从低压吸收塔排出的溶液。（ 4）低压惰洗气洗涤塔（ C104）用途：用水吸收从低压冷凝器来的未凝气体，产生氨水，并收集在V106 中。水解解吸设备主要包括：解吸塔、水解器、水解塔预热器、解吸塔预热器、解吸塔给料泵和水解塔给料泵。（1）解吸塔（ C102）用途: 解吸工艺冷凝液

37、中的氨和二氧化碳。操作：该塔分为两段，上段由 35 个塔板组成，上段由 20 个塔板组成。工艺水进入第 50 层23 / 25或第 44 层塔板。含氨、二氧化碳和尿素的工艺水经塔上段气提氨后，送入水解器进 行尿素分解。被处理过的水从水解器出来到下段顶部，在此剩余的氨被直接加入到塔底的 0.5MPa 饱和蒸汽气提出来，离开塔顶的气体与 R102 顶部气体和 V103 分离器混合并在 E108 中冷凝。（2） 水解器（ 102） 用途：将工艺冷凝水中尿素通过水解转变成氨和二氧化碳。操作：将来自 C102 上段底部的工艺水先在 E118 中预热，然后送入水解器，在此尿素 被直接注入的 3.5MPa

38、的蒸汽所分解。离开水解器的气体与 C102 顶部气体和 V103 分离气 混合，并在 E108 冷却器中冷凝。（3） 水解器预热器（ E118）用途：预热离开解吸塔 C102 上段底部的工艺水，并进入 R102操作： 离开 C102 上段底部的工艺水被水解器给料泵 P115A/B 送到卧式列管换热器 E118 中，被离开水解器水逆流加热。工业水在温度约为 200E时，进入水解器。（4） 解吸塔预热器（ E116）用途：加热工艺冷凝液，然后入解吸塔 C102 上部。操作：从 T102 来的工艺冷凝液通过解吸给料泵 P114 送到板式换热器 E116,从 C102 底部出来的经过处理的水，在 E1

39、16 中逆流加热工艺冷凝液。热工艺冷凝水在约 113C下送 到 C102。5.2 低压系统与水解解吸系统简图低压系统与水解解吸系统简图见图 5-15.3 水解解吸系统对低压系统的关系及影响低压与水解解吸是相互影响的。要使水解解吸长周期稳定运行，必须稳定低压操作，特别是低压压力 PC9403 不能太低（一般不低于 0.3MPa），波动不能太大，不能出现压力 突降现象，否则容易造成解吸带液及中压碳铵溶液泵 P103 汽化；另一方面，当解吸由于 工艺或设备等原因，例如解吸蒸汽量突然增大，或 P115 泵跳等原因出现解吸液上窜或液 泛现象时，应密切注意低压，并及时处理解吸，必要时迅速将解吸与低压隔离，

40、保证低压V103-低压分离器E103-低压分解器L103-低压分解器收集器E108-低压冷凝器C104-低压惰吸塔V106-碳铵液槽C102-解吸塔 E116-解吸塔预热器 E117-水解器预热器 R102-水解器 P115-水解器给料泵图 5-1 低压系统与水解解吸系统图Fig5-1 The figure of the low pressure system and the resolvi ng hydrolytic system20 / 2525 / 25因为水解解吸系统和低压系统是相通的， 所以水解解吸系统的异常影响着低压系统的 正常操作。5.3.1 解吸负荷太大时的影响解吸量太大或 T

41、102 内氨水浓度太高，会增加低压冷凝器 E108 的冷凝吸收负荷，易造 成PC9403 超压；严重时 E108 出口结晶堵塞。解吸过程本身要求其压力愈低愈好。在实际生产过程中由于解吸气要返回低压系统冷凝和吸收（其作用是将解吸气中的 NH 和 CO 回收下来）解吸压力既要满足解吸过程本身的 要求，又要克服解吸气至低压系统的管道阻力。尽量维护低压系统的正常运行。由于解吸负荷大，大量水解气并入低压系统，在低压系统的分解器E103/V103 出气混合后在氨预热器 E107 和低压冷凝器 E108 中冷凝下来，冷凝液收集在碳铵液槽 V106 中， 未凝气经低压惰气洗涤塔防空。水解蒸汽及气提蒸汽量大，气

42、相气量亦大，而且塔盘易造 成冷凝液现象，大量气液夹带至低压系统，在低压系统形成不均匀的冷凝，从而压力也随 着波动，也就容易造成 PC9403 超压。汽提蒸汽和液位因压力波动而波动，这种波动前后 存在时间差，从而加剧波动幅度，加重系统恶化，造成E108 出口结晶较多，堵塞出口。5.3.2 解吸塔顶部流量异常时的影响解吸顶部冷凝量太小，解吸顶部温度 TI9701 太高，气相中水含量增加，加入低压水 量增大，PC9403 笔低，V106 浓度降低。解吸顶部冷凝量太大和解吸顶部温度 TI9701 太低, 气相中NH3和CO2增加，增加低压系统的负荷，会在低压系统中不能充分吸收，PC9403 易超压。5

43、.3.3 解吸液泛或水解给料泵泵跳时的影响解吸液泛或水解给料泵 P115 跳则会引起解吸液上窜，低压压力下降，E108 出口温度TI9406 温度升高，V106 液位上涨较快，V106 水平衡不易维持，系统水量增大18。当解吸塔发生解吸液泛和水解器给料泵P115 泵跳时，则液体不能及时排出，从而解吸液由下层塔板向上层塔板上窜。这样，解吸塔上部排出的气体量较少，进入低压的气体 量也较少。从而使低压系统压力降低。因为进入低压系统气流减少，所以在E108 中冷凝量减少。气体的冷凝过程是一个吸热过程，因吸收热量减少了，所以出口温度 TI9406 温 度升高。系统稳定运型1726 / 25上窜的液体中含

44、有较多的水，上窜进入低压系统后最终进入V106,使 V106 中水 增多，破坏了系统的水平衡。5.3.4 解吸温度的影响由于解吸塔的设计采用上下两塔，上部为第一解吸塔，下部为第二解吸塔。从解吸工 艺过程可知：如果要使上塔底排出液中不含 NH 和 CO,必须使塔底温度与塔底操作压力的 饱和温度相一致。从水的物理特性看出水的温度与其饱和蒸气压的关系是：水的沸点随压 力的增大而升高19。解吸塔温度的控制非常重要,上塔顶部温度愈高表明水蒸气的平衡分压愈高,其含水 量也愈高,会影响系统的水平衡,也会对低压系统产生一定的影响。同时上塔底部温度与 下塔顶部温度能够反映出整个塔内的温度分布是否合理。如果这两点

45、温度较高,则表明解 吸塔通入的蒸汽量过多。因为下塔塔底温度即便通入过量的蒸汽也只能保持在其溶液沸点 的温度上,过量的蒸汽将导致解吸塔的蒸发量增加,从而反映出上塔底部温度与下塔顶部 温度升高。如果这两点温度过低,则解吸效果不好,上塔出液中氨和CO2含量升高,将会加重水解器出口尿素含量增加,因此要严格控制好这两点温度。除控制解吸塔（整体）上下塔顶底温度外,整塔的温度分布均匀也很重要。具体反映 在第一解吸塔底部温度, 与第二解吸塔顶部温度上。 第一解吸塔底部温度对该塔出液中 NH3与 CO 含量高低关系很大。如温度过低解吸效果不好，出液中NH 或 CO 含量升高，就会加重低压系统的负荷,影响系统水解

46、效果20。如果温度过高,就会影响到第一解吸塔顶部出 气温度。5.4 操作水解解吸的注意事项水解解吸是尽可能的回收中、 低压系统没有回收的未反应物的最后一道工序。 而对解 吸而言，对其要求如下： （1）解吸塔底排出的废液应不含氨； （2）从塔顶排出的气体中含 水尽可能少；（3）解吸压力必须高于低压系统压力，以保证解吸气能畅通导入低压，同时 消耗的蒸汽量少。对水解而言，尽可能地把工艺冷凝液回收的尿素分解成NH3和CO2，使解吸废液中尿素含量小于 5ppm。5.4.1 注意解吸液的达标情况解吸废液达标是衡量解吸操作好坏的一个重要标准，而控制解吸温度和解吸压力是解 吸达标的重要前提，一般要求 TI97

47、04 149C,TI9703 135C,TI9707 200C21.但解吸 温度不可过高，易造成 P115 液化，LC9701 液位上窜，解吸带液，严重时影响对低压的操542 注意 3.8MPa 蒸汽压力波动情况27 / 25应时刻注意 3.8MPa 蒸汽压力，波动不能太大。因为 3.8MPa 蒸汽突升，易造成 R102 内压力突升，以使 P115 超流，严重时烧坏电机，3.8MPa 蒸汽压力突降，水解温度迅速下 降，直接影响到解吸效果。如果由于外部压力使 3.8MPa 蒸汽压力突变应及时联系调度， 尽快稳定蒸汽压力。5.4.3 开始解吸时应注意的步骤22开始解吸时，应提前将设备预热，然后充液、提温、并解吸三步骤进行。特别注意：（1）充液时应首先启动 P115 泵； 启动 P115 泵前，LV9701 应手动控制，严防 LV9701 开度过大或由于 R102 内压力太低造成 P115 超流；（3）R102 充液时应密切注意 LC9705 液 位，待 LC9705 液位上升，应及时打开 LV9705 调节阀，严防 R102 漫液压力太高，造成蒸 汽中氨含量超标；（4） 一旦由于设备原因或其他原因致使P115 跳造成不打量，应及时减少解吸量， 同时注意 LC9701 液位和 E108 出口温度 TI9706， 必要时将解吸隔离， 严防 L