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1、一、生产实习的目的：生产实习是学生在学完了基础课和专业课之后，在学习专业课期间或在学完了专业课之后而进行的生产认识教学环节，通过生产实习，学生初步了解相关实习厂（或车间）的实际生产过程，包括生产原材料，生产工艺及流程，生产工艺条件生产设备及控制产品等加深对专业理论和生产工艺原理及过程的理解，增加感性认识，并学习简单的生产技能，通过同工人，工程技术人员，生产及管理人员的接触和了解，增加对社会的认识，提高其社会适应能力。二生产实习的基本内容及要求 生产实习主要包括过程工业生产工艺及装备的实习和过程装备的制造工艺与检测方法的实习两部分。（一）过程工业生产及装备实习1了解并基本熟悉主要生产工序的的工艺
2、流程、主要工艺条件及操作参数、参数控制，主要原料、产品规格及其性能；2了解并基本熟悉主要生产工序的机器、设备在工艺中的作用，认知生产过程对装备的要求；3了解并熟悉机器、设备的作用、工作原理，以及总体结构、零部件结构、操作要求等；4了解生产设备的总体布局，认知机器、设备安装布置的要求；5了解生产工艺管道的不知、安装，认识管件、管道附件、管道支吊架等；6了解生产中三废处理措施，工厂谁、电、汽等公用工程设施，保障安全生产的措施：7了解学习工厂生产管理、技术管理、质量管理、安全管理等方面的制度、措施。（二）过程装备制造工艺及检测方法实习1了解过程装备制造的准备：钢材的预处理，划线，下料。2了解并基本熟
3、悉过程装备制造成型工艺：主要包括筒节的卷制成型，封头成型，管子的弯曲以及机加工工艺压力容器整体焊接成型。3了解各成型工序的主要加工技术，加工手段，加工设备以及各工序在压力容器制造中的作用，对产品质量的影响4了解各工序质量控制与检测的技术条件及要求，认知容器检测，试验技术在保证制造质量中的作用。5了解生产车间设备和电气的平立面布局。三、实习单位简介：1河南晋开化工投资控股集团有限责任公司河南晋开化工投资控股集团有限责任公司的前身是开封晋开化工有限责任公司，成立于2004年5月28日，是中国500强企业山西晋煤集团在山西省境外设立的第一家煤化工子公司。公司主要产品有合成氨、尿素、硝酸铵、多孔硝铵、
4、硝酸磷肥、甲醇、稀硝酸、浓硝酸、硝酸钠、亚硝酸钠、氨水、液体二氧化碳等，产品注册商标为“三中”及“晋开”，在化肥化工行业享有良好的声誉。晋开集团积极进行资源整合，强化企业管理，通过“技术改造、战略并购、新建项目”三路并举，走出了一条规模化发展和效益型增长的新路子，跃上了发展的新平台。公司产能规模和盈利能力不断提升，总氨生产能力由成立之初的12万吨/年增长至目前的130万吨/年，具备了年生产经营总额30亿元的规模。“十二五”期间，公司总氨产量将达到260300万吨/年，生产经营规模突破100亿元/年，利税1520亿元/年。截至2010年6月底，公司总资产55.19亿元，较成立之初增长了24倍。公
5、司现拥有5家分公司，8家子公司，形成了一个以化肥化工为主，在贸易、机械加工、建筑、房地产、劳务、包装等领域多元发展的跨地区、跨行业、跨所有制的大型现代煤化工企业集团。2开封东京空分集团有限公司东京空分成立于70年代，原为开封空分集团骨干生产厂,经过多年发展在原厂的基础上发展成为一家集科研开发、设计制造、工程成套、安装调试、设备维修、气体产品销售和应用于一体的企业集团。30年来，开封东京空分具有我国不断发展的先进技术和管理经验,所生产的产品遍布全国各地并出口国外,在用户中享有良好的声誉。东京空分拥有一支技术精湛、高效实干、富于合作精神的团队，在这个团队里人人为了达成目标同心协力。目前，东京空分具
6、有设计和生产50 Nm3/h-52000Nm3/h各种等级空分设备的能力。集团公司现辖六个分公司：开封东京空分集团有限公司、开封东京空分集团广大换热器有限公司 、开封东京空分集团鼓风机有限公司、开封东京空分集团耀星机械有限公司、开封东京空分集团电气仪表有限公司、开封东京空分集团工程有限公司。公司的核心业务：设计制造各种规格的成套空气分离设备、液体设备、高纯氮设备、变压吸附制氧制氮设备；一、二类压力容器、高压绕管式换热器、铝制板翅式换热器、透平空气压缩机、活塞氧氮气压缩机、透平膨胀机及各类备品备件等。同时,公司拥有进出口许可证，具有执行海外项目的能力和经验。四、实习内容河南晋开化工投资控股集团有
7、限责任公司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. 造气造气一般是以块煤为原料，采用间歇式或固定层常压气化法，在交温和程控机油传动控制下交替与空气和过热蒸汽反应。：造气的主要原料是，水和煤。主要设备有，造气炉，半水煤气发生炉，夹套汽包，油压阀站。 煤气发生炉内燃料从上至下分为五层：干燥层，灰渣层。 干燥层：在燃料层的最上部燃料与煤气接触，燃料中水分蒸发，这一区域叫干燥层。干馏层：干燥层往下一个区域燃料再此热分解放出低分子烃，燃料本身也逐渐焦化
8、，因此称为干馏层。干馏层往下依次是还原层和氧化层统称为气化层，已成为游离状态的固体燃料在此气化剂中的氧氧化成为碳的氧化物。灰渣层：在炉簧上面由固体残渣而形成，可以预热至炉底进入的气化剂同时灰渣被冷却，保护炉簧不致过热而损坏。固定层间歇制气每个循环分六部进行：1吹风：以空气为气化剂，空气自上而下通过燃料层，目的是通过碳与氧的化学反应放出热量并储存于燃料层中为制气阶段提供热量。2蒸汽吹净：以蒸汽为气化剂，自下而上通过燃料层与碳反应生成水煤气从烟筒放空或送入吹风系统，该部主要置换炉内残余的吹风气。3上吹制气：以蒸汽为气化剂自下而上通过燃料层与碳反应生成水煤气。4下吹制气：上吹制气后，蒸汽改变方向自上
9、而下通过燃料层生成水煤气以保持气化层的位置和温度稳定在一定的区域内。5二次吹气：下吹制气后蒸汽改变方向自下而上通过燃料层即生产水煤气又排净炉底残余的水煤气为空气燃料层创造安全条件。6空气吹净：为了避免二次上吹直接转入吹风放风的水煤气损失增加一个空气吹净，空气自上而下通过燃料层生成空气煤气将原来炉内的水煤气一并排入气柜。吹风过程的主要化学反应：C+ O =CO+Q2 C+ O=2 CO+Q2 CO + O=2 CO+QCO+C=2 CO-Q制气过程的主要反应：C+H2O=CO+H2-QC+2H2O= CO+2H2-QCO+C=2CO-QCO+H2O= CO+2H2+Q工艺简介：固定床间歇气化法生
10、产水煤气过程是以无烟煤为原料，周期循环操作，在每一循环时间里具体分为五个阶段；(1)吹风阶段约37s；(2)上吹阶段约39s；(3)下吹阶段约56s；(4)二上吹阶段约12s；(5)吹净阶段约6s.l、吹风阶段此阶段是为了提高炉温为制气作准备的。这一阶段时间的长短决定炉温的高低，时间过长，炉温过高；时间过短，炉温偏低并且都影响发气量，炉温主要由这一阶段控制。一般工艺要求此阶段的操作时间约为整个循环周期的18左右。2、上吹加氮制气阶段在此阶段是将水蒸汽和空气同时加入。空气的加入增加了气体中的氮气含量，是调节H2/N2的主要手段。但是为了保证造气炉的安全该段时间最多不超过整个循环周期的26。3、上
11、吹制气阶段 该阶段与上吹加氯制气总时间为整个循环的32，随着上吹制气的进行下部炉温逐渐下降，为了保证炉况和提高发气量，在此阶段蒸汽的流量最好能得以控制。4、下吹制气阶段 为了充分地利用炉顶部高温、提高发气量，下吹制气也是很重要的一个阶段。这段时间约占整个循环的40左右。5、二次上吹阶段 为了确保生产安全，造气炉再度进行吹风升温之前，须把下吹制气时留在炉底及下部管道中的半水煤气吹净以防不测，故进行第二次上映。这段时间约占7左右。6、吹净阶段 这段时间主要是回收上行煤气管线及设备内的半水煤气。约占整个循环的3。该阶段是由吹风管路送风，该段时间的长短直接影响H2/N2.该控制系统是一个较复杂的时变、
12、间歇、非线性、大滞后控制系统。故将该系统设计为串级控制。造气炉的工作方式分为开车、停车、正常造气、升温和制惰等五种方式。每台造气炉需要控制15个电磁阀，为了防止多台炉同时进入吹风阶段而引起争风抢汽观象，各台炉之间必须进行吹风排队顺序控制。2. 净化净化工段可细分为半脱、变换、变脱、脱碳、精脱硫等几个工段。 半脱工段根据多年实际使用的情况，半水煤气脱硫采用了湿法脱硫工艺中技术较为成熟可靠的栲胶法，该法再生硫颗粒大，易分离，贫液中悬浮硫低，不易堵塔。且投资省，流程简单，净化度高，消耗低，并且排出液中无氨、氮超标问题，无环境污染。 1脱硫装置生产能力设计为200 kt/a氨醇，脱硫塔直径为6 000
13、 mm，在塔体上设置填料冲洗装置。再生系统适当放大至10 000 mm，再生时间为1618 min，在再生槽内设置加热器，在冬季时保证溶液的再生温度。2罗茨风机出口设安全水封，系统循环气采用电动阀控制，以便及时有效调节气量、控制好气柜高度，保证安全。3两组静电除焦器全为并联设置，1 600 mm的进出口管均用U形水封取代阀门。4采用连续无高位槽式融硫釜，设置溶液沉淀池。在76 000 m3/h（标态）的气量下，系统压力为38 kPa，系统阻力0.72 kPa，再生温度48 。现脱硫液总碱度为24.2 g/L，栲胶质量浓度为1.56 g/L，悬浮硫质量浓度为0.23 g/L。半脱前H2S质量浓度
14、在1.1 g/m3左右，半脱后H2S质量浓度在0.016 g/m3左右。由煤气鼓风机经新外管送来的半水煤气并联进入两套旧脱硫装置(图中虚线部分),与脱硫液接触,煤气中99%的H2S和HCN被吸收后,由新外管送去压缩工段;而由旧外管(图中虚线部分)来的半水煤气直接进入新的脱硫塔下部,与自塔顶喷淋而下的脱硫液逆流接触,煤气中99%的H2S和HCN被吸收,煤气经除雾器除去液滴后由旧外管送去压缩工段.吸收H2S后的脱硫液(富液)从两系统脱硫塔底出来,经液封槽到富液槽约停留10 min,用富液泵送至双级喷射器入口,同时自吸入空气在氧化槽中充分接触反应后,硫泡沫从最上层浮选出流入硫泡沫中间槽.再生后的脱硫
15、液(贫液)经液位调节器自流至贫液槽,由脱硫泵送至各脱硫塔塔顶循环使用.硫泡沫由硫泡沫泵送至硫泡沫槽,用蒸汽加热至40左右,使硫颗粒长大、澄清,清液放到地下溶液槽.硫泡沫经搅拌进入真空过滤机,过滤出的硫膏放入熔硫釜,用蒸汽加热至135时使硫膏熔化,熔融硫由放硫阀放至池子或成型箱回收硫磺.每天熔硫次数视煤气中硫含量而定,回收硫磺约2.53.5t/d.熔硫釜放硫磺时,有少量含SO2的蒸汽排出,经水冷却洗涤后,气体由放空管引至高处排放.洗涤水经车间沉淀池后,排至全厂污水处理装置.流程见下图： 变换工段一氧化碳的变换一氧化碳是氨合成反应的毒物，在原料气中含量为13%30%。通常先通过一氧化碳变换反应：
16、通过上述反应，CO转化为较易被清除的CO2并获得宝贵的H2。因而一氧化碳既是气体的净化过程，又是原料气制取的继续。最后，少量的CO再通过其他净化法加以脱除。 1. 变换反应过程的特点 (1)该反应为等摩尔的可逆放热反应。工业上都借助于催化剂进行，属气-固相催化反应。变换反应过程与硫酸生产中二氧化硫催化氧化过程具有许多相似之处。可逆放热反应存在最适宜温度线，若催化床温度按照最适宜温度线分布，则反应速率最快或保持同样的生产能力所需催化剂量最少。工业变换反应是在多段催化床中进行的，段间可采用间壁冷却，也可用水或蒸汽冷激。 (2)可分为中(高)温变换和低温变换。60年代以前开发的催化剂，以Fe2O3为
17、主体，Cr2O3，MgO等为助催化剂，操作温度为350550。由于反应温度较高，受化学平衡的限制，出口气体中尚含CO 3%左右。上述过程及催化剂分别称为中温变换和中变催化剂(大型氨厂习惯上称高温变换和高变催化剂)。60年代以后，经多年研究又开发了在较低温度下具有良好活性的变换催化剂，即低变催化剂。它以CuO为主体，添加ZnO，Cr2O3等为助催化剂，操作温度为180280，出口气体的CO含量可降至0.3%左右。(3)水蒸气过量比例一般为35(H2O/CO)。为了尽可能地提高CO的变换率，防止副反应的发生，工业上是在水蒸气过量下进行反应的。因此，应该充分利用变换的反应热，直接回收蒸汽，以降低水蒸
18、气消耗。此外，合理地确定CO最终变换率以及催化剂床层的段数，保持良好的段间冷却效果，都可以促进水蒸气捎耗的降低。 (4)压力对化学平衡基本无影响。工业上一般都在加压下操作，这是因为加压下反应速度快，催化剂用量减少。由于反应物之一是大量的水蒸气，因而加压下进行变换反应，可节省合成氨总的压缩功耗，其原因与加压天然气蒸汽转化相同，对半水煤气的变换过程，操作压力为0.71.0MPa；对天然气蒸汽转化，其变换过程的操作压力与转化压力基本相同。 (5)变换反应前应对催化剂进行还原。对中变催化剂需将Fe2O3，还原成Fe3O4才具有活性。对于低变，金属铜才有活性。催化剂还原时可用含有CO，H2工艺气体缓慢进
19、行。在还原过程进行的主要反应分别为： 在还原过程中，催化剂中的其他组分一般不会被还原。低变催化剂由于价格昂贵且极易中毒。故要求原料气中H2S的含量110-6。 2.一氧化碳变换工艺流程变换流程的设计，应根据原料气中CO的含量，进入系统的原料气温度及湿含量，并结合后续工序的脱除残余CO的方法来确定。此外，还应考虑变换的压力、段间冷却方式、催化剂的段数、变换反应热的回收等问题。 下图为二段中温变换流程，适用于半水煤气为原料的变换过程。原料气中CO含量较高，故设置二段中温变换，而且由于进入系统的原料气温度与湿含量较低，流程中设有原料气预热及增湿装置。因采用铜氨液最终清除残余的CO，该法允许变换气CO
20、含量较高，故不设低温变换。如图上图，脱硫后的半水煤气经压缩至0.71.0MPh后，进入饱和塔，与130140的热水逆流接触，气体被加热并增湿，然后配入适量蒸汽使气体中H2O/CO的比值达到5左右，进入换热器及中间换热器预热至380，然后进入变换炉。经第一段催化反应后温度升至约500，经中间换热器冷却后进入第二段催化床继续反应。有的流程还设有第三段催化床。经反应后CO变换率达90%，残余CO含量为3%左右。 变脱工段原料气中除含有无机硫外，尚含有部分有机硫，该有机硫在高温变换过程中转变成无机硫，为保证后工序长周期正常运行，在变换后增设脱硫设备，进行二次脱硫。公司采用了栲胶法脱硫。现在，变脱前H2
21、S质量浓度在150 mg/m3左右，变脱后H2S质量浓度在6 mg/m3左右。 脱碳工段选择脱碳方法时，首先必须考虑与合成氨净化流程相适应，保证达到合成氨用气的要求，同时又要选择技术先进、成熟可靠、生产稳定、消耗低、成本低、投资省、无毒无腐蚀的工艺路线。通过比较，从能耗、净化度、投资等方面综合考虑，结合本工程合成氨的工艺流程，因此采用了碳酸丙烯酯法脱碳工艺。1.脱碳设为两套系统，脱碳塔直径均为3 000 mm，并联设置。两套系统各成体系，生产操作弹性较大，在低负荷下可单套运行。2.脱碳设有5台脱碳泵，其中1台两套系统可共用。脱碳泵配置涡轮机，节电效果显著。整个系统三级闪蒸、分级回收，流程简洁合
22、理。在76 000 m3/h（标态）的气量下，系统压力为2.6 MPa，闪蒸压力为0.46 MPa；常解气中CO2体积分数为98.4%， O2体积分数为0.5%，净化气中CO2体积分数为0.2%；碳酸丙烯酯温度为27 。 精脱硫工段合成氨系统采用醇烃化精制流程，微量硫易使醇烷催化剂中毒，因而醇烃化设置精脱硫。由于脱碳溶剂碳酸丙稀酯也是很好的脱硫剂，气体中大部分有机硫和变脱后少量的无机硫经脱碳“顺带脱除”，脱硫后残余的H2S和有机硫，再经精脱硫装置将总硫质量分数脱至0.0510-6以下。脱硫槽并联设置，设置副线。每槽上装T102，下装T104。 精制工段对于原料气的精制，采用湖南安淳公司的醇烃化
23、工艺，此工艺是把联醇工艺和甲烷化净化工艺有机结合在一起的，使变换和脱碳系统出口的CO和CO2等氨合成原料气中的有害成分与氢反应生成附加值较高的甲醇，进烃化催化剂气体中的CO和CO2体积分数为(50200)10-6，合成氨原料气中的CH4基本没有增加。醇烃化精制工艺，采用13.5 MPa醇烃合成、22.0 MPa氨合成。两个1 600 mm甲醇塔串并联设置，副产甲醇生产能力可达3040 kt/a，其后串1 400 mm烃化塔，压力等级同为13.5 MPa。此工艺能耗低，与合成氨建在同一个框架内，占地面积小、结构布局简单，生产弹性较大，可根据市场情况平衡甲醇与尿素产量。甲醇第1塔出甲醇，第2塔净化
24、把关，烃化塔控制微量。3合成从净化车间来的半水煤气经过一段进口蝶阀，经过水封到一级进口大阀，进入一段气缸，将压力提升至0.2115MPa,气体压缩后温度升高，从一段出来的气体进入一段出口缓冲器，然后进入一段冷却分离器，气体温度将至40摄氏度以下，气体中的油水被冷凝分离；气体继续进入二段入口缓冲器，进入二级汽缸，经压缩后压力提高到0.7087MPa,经二级出口缓冲器到二级冷却分离器，继续进入三段入口缓冲器，到三段汽缸，经压缩后压力提高到2.0MPa，经三段出口缓冲器，到三段冷却器，分离器，止逆阀，“38”双阀，送往净化，除去气体中大部分二氧化碳，硫化氢，经“84”双阀，四段入口缓冲器进入四段缸，
25、将压力提到4.7959MPa，出来经四段出口缓冲器，四段冷却器，分离器进入五段气缸，将压力提到14.0MPa，经五段出口缓冲器，五段水冷器，五段分离器，止逆阀，“59”双阀送往粗甲醇合成塔，烃化塔，除去气体中一氧化碳和二氧化碳；经“96”双阀进入六段入口缓冲器，进入六段气缸压缩，将压力提高到31.4MPa，再进第六段出口缓冲，冷却器，分离器，止逆阀，“670”双阀送往合成。1合成氨的方法：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1
26、0%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/mol.2合成氨工艺的流程（1）分流进塔：反应气分成两部分进塔，一部分经塔外换热器预热，依次进入塔内换热管、中心管，送到催化剂第一床层，另一部分经环隙直接进入冷管束，两部分气体在菱形分布器内汇合，继续反应，这样使低温未反应气直接竟如冷管束，稍加热后，作为一、二段间的冷激气，从而减少冷管面积和占用空间，提高了催化剂筐的有效容积，并强化了床层温度的可调性。同时仅有6570%的冷气进入塔内换热器和中心管，减轻了换热器负荷，因而减少了换热面积，相对增加了有效的高压容积，也使出塔反应气温度提高（31
27、0340），即回收热品位提高。气体分流进塔还使塔阻力和系统阻力比传流程小。（2）进塔外换热器的冷气不经环隙，这样温度更低，使进水冷器的合成气温度更低（约75左右），提高了合成反应热的利用率，降低了水冷器的负荷和冷却水的消耗。（3）水冷后的合成气直接进入冷交管间，由上而下边冷凝边分离，液氨在重力和离心力的作用下分离，既提高了分离效果，又减小了阻力。（4）塔后放空置于水冷、冷交后，气体经连续冷却，冷凝量多，因此气体中氨含量低，惰气含量高，故放空量少，降低了原料气消耗。（5）塔前补压：循环机设于冷交之后，气体直接进塔，使合成反应处于系统压力最高点，有利于反应，同时循环机压缩的温升不消耗冷量，降低了冷
28、冻能耗。（6）设备选用结构合理，使消耗低，运行平稳，检修量减少，工艺趋于完善。（7）选用先进的自控手段，如两级放氨，氨冷加氨，废锅加水，系统近路的控制，均用了DCS计算机集散系统自动化控制，冷交、氨分用液位检测采用国内近几年问世的电容式液位传感器等新技术使操作更加灵活、平稳、可靠，降低了操作强度。3合成氨工艺流程图4主要设备：合成塔 进入合成塔的其他主要由两部分组成，一部分是占气体总量65%-70%的主反应气，从塔底进入位于塔内最底层的换热器和中心管进行加热，升温至360-370，进入第一催化剂床层反应，反应温度达到470-480，另外一部分为为热护气和冷护气的混合气体，约占总气体量的30%-
29、35%，由下而上进入合成塔内件与壳层的环隙，从塔顶顶部进入催化剂层冷管束，被管外热气加热至250，上升至冷激分气盒进入催化剂第二床层。主反应气与热护气和冷护气的混合气体在第一反应床层混合后依次进入第二、第三床层反应。进入合成塔内件与壳层环隙的气体主要起保护作用：因为合成氨的反应条件为高温高压，而塔设备的材料决定了其只能在反应时承受高温或者高压，而不能同时承受高温高压，进入环隙的保护气在加压后压力和塔内的压力相当，避免了塔内件承受高压而只承受高温，同时气体处于低温状态可以吸收反应放出的热量，避免了塔的壳层承受高温而只承受高压。反应放出的热量对保护气加热也实现了能量的充分利用。一段转化炉 一段转化
30、炉为方格式炉子，整个炉子由辐射段、过渡段、对流段、出口烟道、引风机组成。辐射段是炉子的主体，里面设置完成转化过程的“竖琴” 系统，它由进口急风管、猪尾管、转化管、下集气管、上升管和输气总管组成、炉顶设烧嘴向下喷烧供热，对流段有多组换热器，用烟道气加热其他介质。 原料气脱硫后，则希望以比较经济的方法将原料气转化生成氢气。原料气蒸汽合混气与镍催化剂接触，同时提高温度和压力来促进此反应。该反应是一吸热反应，需要一段炉供给恒定的热量以维持适合一段转化反应的温度。在一段炉和二段炉中，催化剂促使两个同时发生的平衡反应，它们是蒸汽-甲烷反应： 但事实上不是这样的，二段炉出口气中含有大量的CO，大部分未变换的
31、CO再变换中氧化成从而提高产氢率。一段转化炉炉管内装有环状或圆柱状的镍催化剂，各炉管内催化剂装填应均匀，从而保证其压降相等，使通过每根转化管的气体分配均匀。如果某根转化管的压降不正常，则可能会发生过热或转化不充分，造成操作不正常。 二段转化炉二段转化炉为立式圆筒形反应器。受压主体为碳钢制圆筒壳，两端为锥形封头，由于内部温度高，在壳外部有水夹套，这样既可降低壳体温度，也可是壳体受热均匀。空气-蒸汽由混合器均匀喷出，工艺气则通过带孔的环形分布板，这样可保证空气-蒸汽和工艺气均匀混合燃烧。转化炉下部为带孔的耐火金刚玉砖拼成的球形承重拱。出一段炉的经部分转化的气体经过一段有水夹套的输送管线107-D，
32、沿切线方向进入二段炉（103-D）的入口室，二段转化炉进口的温度大约830。一段转化后的气体仍含有较多的甲烷，为了进一步转化则需要更高的温度。这个任务在内热式二段炉里完成。在此加入空气，于是气体中的，同时气体中的、CO也可能燃烧，放出大量的热，温度可达1200-1250，因此，残余的继续转化。出口温度降到900-1000左右。进入二段转化的空气，也为合成提供了N2。热交换器热交换器为管式换热器，进热交换器的冷气不经过合成塔的间隙，这样使温度更低，使进水冷器的合成气温度更低，提高了合成反应热利用，同时也降低了水冷器的负荷和冷却水的消耗。循环机循环机设与冷交换热气之后，气体经循环机加压后直接进塔，
33、使合成反应处于系统压力最高点，有利于反应。气体在设备中流动和反应都会使得整个体系的压力降低，循环机起到补充系统压力的作用多段压缩机 6M50-305/320型氮氢气压缩机是六列对称平衡机型。其结构方案图如下1. 气体主管道气体主管道分为三段：第一段：来自造气系统的半水煤气进入一级进气分离器一级气缸一级排气缓冲器一级冷却器一级分离器二级进气缓冲器二级气缸二级排气缓冲器二级冷却器三级进气分离器三级气缸三级排气缓冲器三级冷却器三级分离器，流经止回阀、截止阀后去碳化系统。第二段：来自碳化系统的脱碳气经截止阀进入四级进气缓冲器四级气缸四级排气缓冲器四级冷却器四级分离器五级气缸五级排气缓冲器五级冷却器五级
34、分离器，流经止回阀、截止阀后去精炼系统。第三段：来自精炼系统的精炼气经截止阀进入六级进气缓冲器六级气缸六级排气缓冲器六级冷却器六级分离器，流经止回阀、截止阀后去合成系统。以上三段出口均设有止回阀，停机时，便于压缩机与系统的脱离以及防止介质气体的倒流。2回路管道压缩机设有回、回、回、回、回回路管道和附设的阀门管件。通过回路管道，可以调整各级压力和供空负荷启动之用。各回路管道的连接可参看气体流程图。用户可根据现场具体情况，有条件时最好将阀门集中安装，这样便于操作。3放空管道压缩机的、级的排出管上设有放空管道及附属阀门，以供停车卸荷时使用。放空管的高度应符合有关安全规范。4安全阀排放管道本机各级均设
35、有安全阀及连接管道，各级安全阀均与相应级的分离器相接。安全阀安装在6M45（01）.10B-00安全阀排放管上。用户应据安装现场将排放管置于振动较小的地方固定。排放管的一端可与I级进气管接通，以便排放的气体得以回收。安全阀排出的气体放空，其放空管的高度应符合有关安全规范。安全阀是压缩机组的主要安全保护装置，在其工作压力下处于常闭状态，当气体的压力达到启跳压力时，自动启跳卸压，排出过剩的气体，保护压缩机在正常负荷下运行。5试车管道为了试车方便，本机设有试车联通管道通、通。这些管道仅在试车时用，在平时截止阀均应关闭。6排污管道为了方便操作，压缩机各级分离器的排污阀门都集中安装于排污总管GN505.
36、10A-00上，排污阀的入口分别与相应级分离器的排污口相连。机器运行时，操作人员应每隔一定时间打开阀门，借助于气体的压力将污物从分离器经阀门排入排污总管之中，最后由排污总管汇入集油器。另外，还有平平衡段接管等。此外，排冷前、进管、排冷前、冷后管上还设有测温、测压口。四尿素工艺流程简述 由造气炉产生的半水煤气脱碳后，其中大部分的二氧化碳由脱碳液吸收、解吸后，经油水分离器，除去二氧化碳气体中携带的脱碳液，进入二氧化碳压缩机系统，由压缩机出来的二氧化碳气体压力达到16 Kg后进入尿素合成塔。从合成氨车间氨库来的液氨进入氨储罐，经过氨升压泵加压进入高压液氨泵，加压至20Kg左右，经过预热后进入甲胺喷射
37、器作为推动液，将来自甲胺分离器的甲胺溶液增压后混合一起进入尿素合成塔。 尿素合成塔内温度为186190，压力为200Kg左右， NH 3/ CO2的摩尔比和H2O/ CO2的摩尔比控制在一定的范围内。合成后的气液混合物进入一段分解，进行气液分离，将分离气相后的尿液送入二段分解，进一步见混合物中的气相除去。净化后的尿液依次进入闪蒸器、一段蒸发、二段蒸发浓缩，最后得到尿素熔融物，用泵输送到尿素造粒塔喷洒器，经在空气中沉降冷却固化成粒状尿素，并通过尿素塔底刮料机用运输皮带送往储存包装车间。从一段分解、二段分解出来的气相含有未反应的氨和二氧化碳，分别进入一段吸收和二段吸收，氨和二氧化碳被后面闪蒸、一段
38、蒸发、二段蒸发工段冷凝下来的冷凝水吸收混合形成水溶液，用泵送入尿素合成塔；一段吸收后剩余的气体进入惰洗器稀释后，与二段吸收的残余气体混合进入尾气吸收塔，与一段蒸发、二段蒸发工段气相冷凝除去水后残余的气体混合后放空。尿素合成工艺流程图：合成原理和工艺条件生产尿素的原料是氨和二氧化碳，后者是合成氨厂的副产品。尿素合成反应分两步进行：氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵(简称甲铵)；甲铵脱水生成尿素，其反应式为： 2NH3+CO2=NH2CO2NH4+159.47kJ (1)NH2CO2NH4=NH2CONH2+H2O-28.49kJ(2)式(1)是强放热反应，在常压下反应速度很慢,加压下则很快式(2)是
39、温和的吸热反应。当温度为170190,氨与二氧化碳的摩尔比为2.0，压力高到足以使反应物得以保持液态时，甲铵转化成尿素的转化率(以CO2计)为 50；其反应速率随温度的提高而增大。当温度不变时，转化率随压力的升高而增大，转化率达到一定值后，继续提高压力，不再有明显增大，此时，几乎全部反应混合物都以液态存在。提高氨与二氧化碳的摩尔比，可增大二氧化碳的转化率，降低氨的转化率。在实际生产过程中，由于氨的回收比二氧化碳容易，因此都采用氨过量，一般氨与二氧化碳的摩尔比3。反应物料中,水的存在将降低转化率，在工业设计中要把循环物料中的水量降低到最小限度。少量氧（空气）的存在能阻缓材料的腐蚀。增加反应物料的
40、停留时间能提高转化率,但并不经济,工艺设计中最佳条件的选择是在经济合理的情况下，追求单位时间的最大产量。典型的工艺操作条件是温度180200、压力13.824.6MPa、氨与二氧化碳摩尔比2.84.5、反应物料停留时间2540min。生产工艺 氨和二氧化碳在合成塔内，一次反应只有5572转化为尿素(以CO2计),从合成塔出来的物料是含有氨和甲铵的尿素溶液（简称尿液）。在进行尿液后加工之前，必须将氨和甲铵分离出去。甲铵分解成氨和二氧化碳是尿素合成反应中式(1)的逆反应,是强吸热反应，用加热、减压和气提等手段能促进这个反应的进行。围绕着如何回收处理从合成塔里出来的反应混合物料，曾发展了尿素的多种生
41、产工艺。不循环工艺和部分循环工艺:不循环工艺是指从合成塔出来的物料,经减压至常压并用蒸汽加热,将氨和二氧化碳分离出来,尿液送去后加工系统，氨用于生产其他的铵盐。部分循环工艺是把从甲铵分解器内分解出来的部分氨和二氧化碳，以甲铵水溶液的形式循环回合成塔。不循环和部分循环工艺较简单，投资较省、操作费用也较低，缺点是要附设庞大的铵盐加工系统,经济上不合理,新的尿素厂则采用全循环工艺。全循环工艺：是把未转化成尿素的氨和二氧化碳，经分离后全部循环返回尿素合成系统。这类工艺因分解、循环的方法不同而有不同，但主要是水溶液循环法和气提法根据不同要求，可以采用三种方法生产固体尿素。1结晶法将尿液蒸浓到约85，再通
42、过冷却、结晶、分离、干燥而得到产品。在结晶过程中,通入约95的热空气，使结晶与干燥同时进行的方法称为无母液结晶法。也有采用真空结晶法，借以充分利用系统的反应热（如三井东压法）。结晶法的特点是成品中缩二脲含量0.3，但成品易吸湿、结块，一般作工业尿素用。 2塔式喷淋法造粒是目前使用最广泛的方法。将99.5的尿液在造粒塔顶通过喷头(大多用旋转喷头)喷成液滴下落，与塔底通入的空气逆流接触凝结、冷却而成为粒径0.82.5mm的颗粒产品。此法优点是消耗动力很少，但产品机械强度不高，易破碎；且塔顶排出的空气含尿素大于100mg/m3，污染大气，需在造粒塔顶加设庞大的净化装置。3颗粒成型法造粒塔式喷淋造粒法
43、产品强度较低，粒径较小，抗碎、抗磨强度较差，不能满足掺混肥料及机械施肥的需要。60年代起，发展了颗粒成型法造粒新技术，即把96以上的尿液，逐层凝结在晶种粒子表面而形成颗粒尿素。产品粒度为24mm(根据需要可达711mm),不但强度高,且不易吸湿结块,可以散装贮存，此法造粒装置可分盘式造粒、转鼓造粒和流动床造粒等。主要设备的说明（1）二氧化碳压缩机 由合成车间脱碳工段送来的CO2在总管先加氧或空气混合，在CO2气体中加氧或空气的目的是使尿素反应釜不锈钢的衬里表面、生成很薄一层氧化膜防止腐蚀。由总管进来的CO2气体分成三路，经一段进口缓冲器，进入三台4M12-45/210型卧式五段对称平衡式二氧化
44、碳压缩机（转/分轴工率550KW电动机630KW）。1-4段压缩后的气体，均设有冷却分离器，一，二段冷却器为立式列管型，三、四段冷却器为束管式卧式冷却器，五段出口，设有冷却器、分离器。五段压缩后的气体，温度150,压力，经五段缓冲器、直接送入尿素合成塔，一，三，四，五段出口均有缓冲器。为操作方便和安全生产，CO2压缩机设有三段放空和五段放空，有油压、水压、一段入口气压，五段出口气压信号指示和油压连锁装置，如油泵为开动，电机不能启动连锁装置。（2）尿素合成塔 尿素合成塔要求有一定的体积，以保证物料有足够的停留时间，同时承受高压、高温、腐蚀。塔内有八块塔板，作用在于防止物料返混和均匀停留时间。从而
45、提高了转化率增加了生产强度；出塔物料的气液两相分别导出，保证合成液中不带有气体存在。原料气二氧化碳中要加入一定量的空气，原因是使不锈钢表面钝化生成不溶性的氧化膜，减小腐蚀率，尽量防止设备的腐蚀。出合成塔的尿素反应液在较高压力下分解或气提分解，得到高热值的二氧化碳和氨气体，从而使热能的回收利用率得到提高。（3）闪蒸槽 从精馏塔出来的溶液经减压阀减压后进入闪蒸槽，遇挡板后，溶液中气体即闪蒸出来，闪蒸后尿液从闪蒸槽底部的管中引出气体向上经气液分离器（中部倒漏斗型），将夹带的液滴分离下来，从槽顶部去闪蒸冷凝器。分离下来的液滴由溢流管流至槽下部。中间横置于气液分离器上方的管为冲洗水洗管，当气液分离器内产
46、生结晶时，可以引入工艺冷凝液进行冲洗。整个设备外壁都设有蒸汽伴管保温。（4）预分离器 物料进口管有23米的扩大管，使溶液的速度逐减小，进入设备。物料沿切线方向进入预分离器的，其目的：物料进入设备后，由于离心力的作用产生旋转，使液滴离心力大碰向器壁。在旋转过程中，因为气体重度小向上升，液体重度大往下落，产生气液分离作用。气相出口管下设金属网除沫器，其作用：如果气体夹带有雾沫，当它通过除沫器时，由于很细的金属丝，就能使雾沫汇集成大的液滴而掉下。在除沫器下边还设置了一个喇叭型排气管，其目的是：使气体中的雾沫凝成液滴后沿着椎型体流向中间，防止液体被气体带走。五、联合(制甲醇)1.联醇生产的工艺条件在压
47、缩机四段出口与铜洗工序进口之间增加一套甲醇合成的装置,包括甲醇合成塔、循环机、水冷器、分离器和粗甲醇贮槽等有关设备。在合成塔中采用51-1型铜基催化剂,合成压力5Mpa。2.工艺流程由于是采用煤为原料，故其流程包括原料气制造、原料气净化、甲醇合成、粗甲醇精馏等工序。而联合车间的工艺主要为甲醇的合成。压缩机四段送来的新鲜气先进人甲醇合成塔，在适当的压力、温度条件下，通过甲醇催化剂的作用，同原先在铜洗工序除去的一氧化碳和二氧化碳与氢气反应生成甲醇，四段来原料气和循环气混合后导入合成系统，分离醇后的气体经过循环机循环使用。反应器管间的锅炉给水被反应热加热产生蒸汽送入气包，通过压力（用以控制合成塔炉温）调节后送入蒸汽管网。甲醇分离器分离出来的粗甲醇，经减压后送粗甲醇中间槽，等待精馏精制3.工艺特点甲醇合成装置串联在合成氨生产装置之中，用合成氨原料气中的CO、CO2、H2合成甲醇，同时又达到减轻精炼负荷的目的。这种与合成氨联合生产甲醇的工艺被称为联醇生产技术。主要特点有：（1） 充分利用现有合成氨生产装置，知需增添甲醇合成与精馏两套设备就可生产甲醇。以此投资省，上马快；（2） 联醇生产对全系统有明显的经济效益；（3） 进入铜洗
