尿素生产工艺设计.docx

《尿素生产工艺设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《尿素生产工艺设计.docx（28页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、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, 15.6，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 0672】。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(1) + CO (g)NH COONH2(l) + Q1第二步，氨基甲酸铵脱水。反应式为：NH COONH (l)CO(NH ) (l) + H O(l) - Q422 2221.2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，二氧化碳转化率

2、仅在5070%之间。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 循环法与汽提全循环法。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。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cq的过程：NH COONH2(1)2NH3(g) + CO (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量，降低压力或降低气相中NH3和

3、CO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 2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:设总压力为则从反应式中可以看到氨分压为2/3二氧化碳分压为1/3 如反应式在温度为tC时的平衡常数为，则：K = (2/3P)2(1/3P) = 4/27P3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 =总压x氨的分子数=P x XnhCO2的分压P =总压

4、乂二氧化碳的分子麴x X223X 和X 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 NHCO?数应为：Kt = (P X) -(P XCO2) = P3 - X标 XCO2温度相同，平衡常数应相等，所以当温度为tC4/27Ps3 = P3 乂常-乂源n但纯甲胺在某一固定温度下离解力为不变的常数C，所以从此式可以看出，当趋近于1时，则X必趋近于0,就趋近于0,则X。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(X。二1)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

5、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。2.2工艺特点(1) 高NH3 /CO2高转化率合成塔入口物料中NH3 / CO2为3.3-3.6,塔内操作温度186-189C，操作压力约15.5, co 2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205C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，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

6、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，封塔时间可达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。使安装和维修费用降低。(5) 操作安全性强气提塔使用钛材以与反应物料中较高的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

7、，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。(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1以下，可直接回收利用，同时，由于采用高质量的造粒喷头与自然通风技术，造粒排 放气体中尿素粉尘含量在20kg/m 3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。2.3工艺流程图工艺流程图见图2-12.4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2.2,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），

8、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2.2,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21.9，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14.7） 一并带 入尿素合成塔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0.4,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15.9。段与段之间有中

9、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。2.4.2高压合成、汽提、回收尿素合成条件为：188C，15.6，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0.66）。尿素合成塔内发生如下的化学反应：.10L1二己去造粒塔R101-合成塔 V101-甲铵分离器 E101-汽提塔 E104-甲铵冷凝器 V102-中压分离器 E102

10、-中压分解器 C101 碳铵液槽 101-中压吸收塔 103中压惰洗塔 C105-氨回收塔 C103-中压惰洗塔 V104-真空预浓缩分离器 E1 V108-第二真空分离器 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; 泵 P101-高压氨泵 P105-氨升压泵 P107-氨液泵 E103-低压分解图2-1氨汽提尿素工艺流程图尿素生产工艺设计2-12NH3 (l) + CO ( g)NH COONH 2(l) + Q1NH COONH (l) CO(NH ) (l) + H O(l) - Q422 222在此条件下反应在液相进行，以原

11、料二氧化碳利用率表示转化率约60-65%顷。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2.20-2.40。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0.35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L101返回合

12、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102A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 1.8 (绝压)级 低压 0.45 (绝压)级 真空 0.035 (绝压)级11离开气提塔底部的尿液减压到1.7,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V101)亦进入102A的下部。中压分解器E102分

13、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0.47、160C的蒸汽；壳体下部(E102B) 是来自汽提塔壳侧的2.2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 此进行气体的吸收，而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

14、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2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2 （20-1003）。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 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

15、，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C103（由三块浮阀塔板组成）。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，

16、一般基本不含氨。E111底部的氨水用泵 P107回到吸收塔C101。2.4.4低压分解回收与真空预浓缩离开中压分解器E102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0.35,并进入将模式低压分解器E103。E103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， 进一步受热分解，所需热量由管间的0.35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

17、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E113的壳侧回收热能），但为了保持系统的水平衡，其余的碳铵 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0.35 并进入降膜式真空预浓缩器E113。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

18、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%的尿素溶液送至一段真空浓缩器（蒸发器）E114，其操作压力 位0.035 （绝压），操作温度为128C，尿液被浓缩至94.97% （质量）。由E114出来的气

19、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 （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与一，二段真空浓缩器所需热量，有副产的0.35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（V104107和V108）送至一，二段真 空系统（L105106）,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

20、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09616,然后进入仓库。尿素溶液贮槽T101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20万 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：NH : 1000 x 0.704 = 110kg3 0.6386CO : 1000 x 0.0112 = 18kg2 0.6386U :1000 kgH 0: 1000 x 0.2798

21、 = 438kg20.6386流股各量为：NH : 1000 x 0.018 = 25kg3 0.7111CO : J20L x 0.018 = 11kg2 0.7111U :1000 kgH 0: 0 x 0.2629 = 370kg20.7111流量-流股+-NH :515 + 50-100 = 455kg 3CO2:115 + 3 -18 = 100 kgU :1000 -1000 = 0kgH 0:498 - 438 = 60kg流股二流股-NH 3:110 - 25 = 85kgCO2:18 -11 = 7 kgU :1000 -1000 = 0kg底部液相中的NH3和CO?将在真空

22、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H 0:438 - 370 = 68kg由于存在E103，并经水解处理送到低压。.流股NH 3:25 + 60 x17 x 2 = 28kg C02:11 + 60 X 44 = 14kg(28 +14)(0.30 + 0.158)x 0.542 = 50kg参加公司提供的物料平衡表，与近几年经验，知低压加洗涤水每吨尿素为10kg.流股 为H O :10kg （实际生产中可根据加水量进行修正）流股二流股+NH 3:85 + 28 = 113kgCO :7 +14 = 21kgH 0:68 + 50 = 118kg流股二流股+ (流股中未考

23、虑含有NH3CO2,实际生产可进行修正)NH 3:113 + 0 = 113kgCO? :21 + 0 = 21kgH 0:118 +10 = 128kg流股二流股+NH 3:455 +113 = 568kgCO2:100 + 21 = 121kgH 0:60 +128 = 188kg流股和流股计算详见文流股NH3: 30kgCO2:10 kg流股NH3:96kg流股二流股+-. NH3:568 + 30 + 96 - 342 = 352kg表1物料平衡表141流股号状态温度/(。NH3CO2UrH 2O合计/ ()气1581101810004381566液140251110004701456

24、气125857/68160液4011321/118252液42/1010液4011321/128262气1252814/5092表2流股组成表2组分 ( mm)NH0.390.02/3CO20.100.01/Ur84.9994.9699.75H O14.525.010.25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E151154含 量）。那么，流股的总料量二NH3:1177 x 0.0039 = 4.6kgCO? :1177 x 0.001 牝 1.2kgU :1000 kgH 0:1177 - 4.6 -1.2 -1000 = 171.2kg流股二流股-NH 3:

25、25 - 4.6 = 20.4kgCO2:11 -1.2 = 9.8kgU :1000 -1000 = 0kgH 0:370 -171.2 = 198.8kg流股各组分NH :1000 - 3 x 0.0002 = 0.2kg3 0.9496CO :1000 - 3 x 0.0001 = 0.1kg2 0.9496U :1000 - 3 = 997kgH 0:1000 - 3 x 0.0501 = 52.6kg20.9496流股二流股-NH3 :4.6 - 0.2 = 4.4kgCO :12 - 0.1 = 1.1kgU :1000 - 997 = 3kgH 0:171.2 - 52.6 =

26、118.6kgU :997 - 2 = 995kgH 0 = 995 x 0.0025 = 2.5kg 20.9975流股二流股-NH3:0.2 - 0 = 0.2kgCO? :0.1-0 = 0.1kgU :997 - 995 = 2kgH 0:52.6 - 2.5 = 50.1kg流股=加入蒸汽量+流股+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 = 11kgU :3 + 2 = 5kgH 0:128 +198.8 +118.6 + 50.1 注 496kg第四章热量衡算4.1热量衡算前的规定各流股见图2

27、-1。本焓值的计算是基于下属规定1&（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NH CO2。（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：V2 NH3 + CO2 r （NH3）2CO21kgCO2与NH3反应生成的甲铵。例：某溶液中 CO2=1000kg, NH3 = 1500kg, H O = 1000kg，那么计算可得：甲铵：10

28、00 x 1.7727 = 1772.7kg甲铵中 NH3 : 1000x0.7727 = 772.7kg游离 NH3 : 1500 - 772.7 = 727.3kg氨水溶液：1000 + 727.3 = 1727.3kg其浓度为竺.3 x 100% = 42%（m/ ）1727.3m（3）标准状态的选择在0.09825C时，下列物质：NH3理想气体，CO2理想气体，H2O液体，液体和甲 铵液体的焓值H sc均为0值。i标准反应焓：甲铵：CO 气）+ 2NH气了（NH3） C2（液）-1.747MJ / kgU :rCO+ 2NH =（NH ） CO+ H O - 1.978MJ/kg2（气

29、）3（气）3 22 （液） 2 （液）总的热平衡方程（稳态）为：Hin + Q = Hout +AHrscAH r = （mout min ） x H rAHr =z AHri其中：Hin进口物料的焓H组分的反应热min组分进口流量 mout组分出口流量4.2低压系统和水解解吸系统的热量衡算V103103103的热量衡算流股：气体，125C, 3.5NH3: 85kg=5CO : 7kg=0.16H O : 68kg=3.78p = 5 06 3 78 x3.5 = 1.96MPaP =x 3.5 = 0.06MPaCO2 5 + 0.16 + 3.78PH 2O3.785 + 0.16 +

30、3.78x 3.5 = 1.48MPa查焓一压图得以下数据日此=0.1480 /H =0.1390 / CO丑丑。=2.501 /.H=(0.1480x85) + (0.1390x7) + (2.5011 x68) =183.62流股：液体，140CNH3: 25kgCO ：11kg：1000kgHO : 370kg折算为:甲胺：11X 1.7727=19.5kg甲胺中 NH3: 11 x 0.7727=8.5kg游离 NH : 25-8.5=16.5kg 3氨水溶液：370+16.5=386.5kg其浓度为：16.5 / 386.5 x 1004.27%这样流股转化为：液体，140C甲胺：1

31、9.5kgNH 溶液：4.27% () 386.5kg 3尿素：1000kg查比焓表得以下数据H甲胺=0.3650 /HNH3 溶液=0.03115/H尿素=0.2533 /.H=(0.3650x 19.5) + (0.03115x386.5) + (0.2533x 1000) =380.8流股：液体，158CNH3: 110kgCO乏:18kgUr : 1000kgH O : 438kg折算为：甲胺：18 x 1.7727=31.9kg甲胺中 NH3: 18x 0.7727=31.9kg游离 NH : 110-13.9=96.1kg 3氨水溶液：438+96.1=534.1kg其浓度为：96

32、.1/534.1 x 10018%这样流股转化为：158C甲胺：31.9kgNH 3 溶液18%, ()： 534.1kg尿素：1000kg查比焓表，得以下数据H 甲胺=0.3698膈时=0.03249H 尿素=0.2756.H=(0.3698x31.9) + (0.3249x534.1) + (0.2756x 1000) =289.1还可得：生成甲胺的热量=(19.5-31.9) x (-1.747) =21.7最终可得： Q供=380.8+183.62-289.1=275.32第五章水解解吸系统对低压系统的关系与影响5.1低压系统和水解解吸系统的概念位置作用与工艺简图5.1.1斯那姆深度水

33、解工艺介绍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1

34、6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0.35,底部出尿液中NH3含量为1-2%（重量）之间， CO2在0.3-1.1% （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CO 和NH3的回收

35、。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 0.5饱和蒸汽气提出来，

36、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3.5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115A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200C时，进入水解器。（4）

37、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E116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与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9403不能太低（一般不低于0.3），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与中压碳铵溶液泵P103汽化；另一方面，当解

38、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，并与时处理解吸，必要时迅速将解吸与低压隔离，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C104C102-解吸塔E116-解吸塔预热器E117-水解器预热器R102 -水解器P115冰解器给料图5-1低压系统与水解解吸系统图5-121 / 2621 / 26系统稳定运型17。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T102内氨水浓度太高，会增加

39、低压冷凝器E108的冷凝吸收负荷，易造 成9403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3和2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E103103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。水解蒸汽与气提蒸汽量大，气相气量亦大，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

40、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9403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9701太高，气相中水含量增加，加入低压水量 增大，9403降低，V106浓度降低。解吸顶部冷凝量太大和解吸顶部温度9701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，9403易超压。5.3.3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

41、出口温度 9406温度升高，V106液位上涨较快，V106水平衡不易维持，系统水量增大眼。当解吸塔发生解吸液泛和水解器给料泵P115泵跳时，则液体不能与时排出，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9406温度 升高。上窜的液体中含有较多的水，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

42、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3和2,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

43、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2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3 与2含量高低关系很大。如温度过低解吸效果不好，出液中3或2含量升高，就会加重低压 系统的负荷，影响系统水解效果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

44、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5。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9704N149C，9703N135C，9707N200C2i.但解吸温度不 可过高，易造成P115液化，9701液位上窜，解吸带液，严重时影响对低压的操作。5.4.2注意3.8蒸汽压力波动情况应时刻注意3.8蒸汽压力，波动不能太大。因为

45、3.8蒸汽突升，易造成R102内压力23 / 2623 / 26突升，以使P115超流，严重时烧坏电机，3.8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3.8蒸汽压力突变应与时联系调度，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；（2）启动P115泵前，9701应手动控制，严防9701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9705液位，待 9705液位上升，应与时打开9705调节阀，严防R102漫液压力

46、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，应与时减少解吸量，同 时注意9701液位和E108出口温度9706，必要时将解吸隔离，严防9701漫液至低压，引 起低压波动。5.4.4解吸并低压时应注意的情况解吸并低压时，应注意（1）关小防空，提高解吸压力，稍开联通阀；（2）待低压甲 胺冷凝器E108出口温度9706开始上升，全关解吸放空，缓慢打开联通罚，同时与时调节 E108 上回水，防止低压系统压力大幅波动；（3）与时调节解吸蒸汽量与负荷相对应，防止 解吸液泛；（4）并解吸时，应密切注意水解解吸压力，严防超压，引起现场阀跳。第六章结论水解解吸系统和低压系统是相通的，所以水解解吸系统与低压系统是相互影响的。水 解解吸系统的操作影响着低压系统的稳定性。其中解吸负荷太大，解吸塔顶部流量异常， 解吸液泛或水解给料泵泵跳，解吸温度均影响着低压系统。解吸负荷太大，易造成9403超压，严重时E108出口结晶堵塞。解吸塔顶部流量太小， 进入低压水量增大；解