渭化實習報告學 校：西北大學姓 名：專 業： 指導老師： 日 期：2012-7-11目錄一、企業簡介二、主要產品工藝概述三、工藝原理 四、流程詳述五、操作條件與工藝指標 六、主要設備一覽表 七、繪圖 1.帶控制點的尿素生產工藝流程圖 2.主要設備結構圖 八、實習認識體會九、參考文獻 簡介陜西渭河煤化工集團有限責任公司（簡稱“渭化集團”）是我省“八五”時期建設的大型化工企業，是我國現代煤化工發展和新一代煤氣化技術應用的先行企業。企業創建于1988年7月，時稱陜西省渭河化肥廠；1999年12月，渭河化肥廠“債轉股”框架協議簽訂，轉股金額20.52億元；2000年7月，在陜西省渭河化肥廠基礎上進行改制，成立陜西渭河煤化工集團有限責任公司，同時組建陜西渭河煤化工企業集團；2005年10月，國務院批復渭化“債轉股”調整方案；2006年3月，按照“債轉股”調整方案要求，渭化集團作為股東之一，與信達、華融、長城資產管理公司以及國家開發投資公司等共同組建“債轉股”新公司“陜西渭河重化工有限責任公司”；新公司總股本6.5億元，其中渭化集團占12.96%。2006年6月，按照省委省政府的戰略部署，渭化集團與陜西煤業集團公司等多家企業實現整合，組建陜西煤業化工集團公司，渭化集團成為其所屬企業之一。 產品與服務：按照“沿鏈遞進、滾動發展”的思路，渭化集團積極在現代煤化工產業上做細做深做強。一期大化肥項目始建于1992年3月，1996年5月建成投產；二期“雙甲”項目于2003年7月開工建設，2006年5月建成投產；同時，先后續建了兩套年產5萬噸二甲醚裝置，分別于2007年6月、2008年5月建成投產。目前，正在建設年產7.5萬噸醋酐、3.5萬噸醋酸的三期項目。渭化集團以世界先進的潔凈煤氣化技術為龍頭，以煙煤為原料，組合運用國內外先進成熟的專利技術、生產工藝和裝備，主體生產裝置中的化肥生產裝置年產能力為30萬噸合成氨、52萬噸尿素，醇醚生產裝置年產能力為20萬噸甲醇、11萬噸二甲醚。兩套裝置的前段系統和公用裝置等密切關聯，可靈活調整產品和產量，市場競爭適應能力較強。目前，企業產品已形成了優質氮肥、清潔能源、高純氣體、煤化工助劑等四大類10多個品種。目前，渭化集團及所屬企業總資產38億元，控股或相對控股14家子公司，在冊員工1700多人。年銷售規模12億元以上。資格認證：渭化集團先后通過了國際質量管理體系認證、環境管理體系認證和職業健康安全管理體系認證。2008年又通過了“AAAA標準化良好行為企業”和省安全標準化二級企業認證審核。公司主導產品“渭河牌”尿素是“國家免檢”產品和“中國名牌產品”。同時，企業是陜西省文明單位標兵、陜西省綠色企業、全國環保“百佳工程”、全國文明單位、全國石油和化學工業先進集體、全國企業文化建設先進單位。二.主要產品（尿素）生產工藝概述尿素合成工藝采用日本東洋工程公司的ACES（Advanced Process for Cost and Energy Saving，意為先進的節能節資工藝），簡言之，ACES是CO2汽提和全循環相結合的尿素生產工藝，從能耗上說，ACES工藝與改良型CO2汽提法、NH3汽提法以及等壓雙循環法（IDR）等先進工藝水平相當，也是先進尿素生產工藝。ACES裝置，以液氨和氣態的二氧化碳為原料，設計日產1760T/D粒狀尿素。1. ACES尿素生產裝置的主要特點.采用高的NH3/CO2摩爾比和較高的合成回路操作壓力和操作溫度，實現了合成回路高的CO2轉化率和較高的CO2汽提率的統一。.合成回路設置兩臺甲銨冷凝器，1號甲銨冷凝器用來付產0.49Mpa（g）低壓蒸汽，2號甲銨冷凝器甲銨生成熱用來直接用來加熱汽提塔出口尿液，最終使能量利用的效率相對提高。 .同CO2汽提法裝置相比較，ACES裝置設置了高壓分解吸收系統，以減少NH3和CO2的大量損失。 .尿液加工采用真空予濃縮蒸發縮合法工藝。 .合成回路甲銨液的循環采用高位重力自然循環而減少了動力消耗。2. 工藝系統本裝置是以來自氨裝置的液氨和氣態二氧化碳為原料，設計日產1760MT/D粒狀尿素。其工藝流程可分為以下六個工序來敘述：，合成工序本工序是尿素生產的核心。來自氨裝置的液氨、氣態二氧化碳和裝置內回收的甲胺溶液在這里反應合成尿素。，凈化工序從合成合成回路來的尿液，在這一工序經減壓和加熱，把其中的甲胺分解，并和過量的氨一起分解和分離出來。尿液被凈化至尿素69WT%,含氮0.4 WT%，然后，送往濃縮工序。分離出的氣體在相應的回收系統加以冷凝和吸收。.濃縮工序尿液在凈化工序分離掉未轉化的氨和二氧化碳后，送往濃縮工序，進一步減壓和加熱，將其濃縮為99.8 WT%（含少量縮二尿）送至造粒塔造粒。，造粒工序從濃縮工序來的尿液在這里造粒。成為成品。，回收工序凈化工序分離出來的氨和二氧化碳，在本工序用工藝冷凝器加以吸收，以甲胺液的形式返回合成工序重新利用。，工藝冷凝液處理工序在濃縮工序將尿液濃縮至99.8%時，蒸發出來的所有水蒸氣，連同夾帶的尿素霧滴，氣氨和二氧化碳，在真空發生系統的表面冷凝器，冷凝成為工藝冷凝液。另外該工藝流程的輔助系統主要有蒸汽系統，蒸汽冷凝系統，熱水系統和循環冷卻水系統。三，工藝原理尿素的合成反應分兩步完成。1， 第一步是氨和二氧化碳生成氨基甲酸銨（簡稱甲胺）NH3(l)+CO2(g)NH2COONH4(l)+Q1 （1）這是一個可逆的強放熱反應，速度較快，容易達到化學反應平衡。若即使移走熱量，這一反應能自發進行，并能進行到底。2，第二部是液態甲胺脫水生成尿素NH2COONH4(l)CO(NH2)2(l)+H2O(l)-O2 （2）這是一個可逆的微吸熱反應，速度較慢，須長時間才能達到化學平衡，即使達到化學平衡也不能使全部甲銨脫水生成尿素，因此這個反應是合成尿素的控制反應，而且此反應必須在液相中才能進行尿素生成。該反應溫度在160190，壓力110-250大氣壓條件下轉化率為50-70%左右，到達反應平衡約需1小時。尿素合成的總反應式為：2NH3(l)+CO2CO(NH2)2(l）+H2O(l）+Q （3）此反應是放熱縮體的可逆反應，由于總反應熱Q=Q1-Q2較大，故反應不僅能進行自熱平衡而且還有部分熱量可供外用。3. 尿素合成反應的化學平衡 在一定條件下，尿素合成反應（3）達到化學平衡時，衡常數可表示為：K (4) 式中K為平衡常數，CO（NH2）2、H2O、NH3、CO2分別為平衡時溶液中尿素、H2O、CO2、NH3的摩爾濃度。尿素合成反應進行時的程度可用CO2轉化率表示。 式中：Xco2CO2的轉化率 1.365尿素分子量（60）與二氧化碳分子量（44）之比。實際生產中，CO2轉化率是依據合成塔出口反應液成份分析結果計算的。在一定條件下，反應達到平衡時的CO2轉化率稱為平衡轉化率，平衡轉化率也就是在該條件下反應所能達到的極限程度。工藝條件不同，平衡轉化率不同，ACES工藝中，在NH3/ CO2為4.0，H2O / CO2為0.64，壓力17.1MpaG條件下，CO2單程轉化率即實際轉化率為68%。通過平衡常數K，用三種關系式可求平衡轉化率x:K (6)K (7) K (8) 其中（6）式用來計算NH3/CO2為2時的轉化率，（7）式用于計算在過剩氨量和回收甲銨液的各種溫度下反應的平衡轉化率，（8）式用于實際生產過程計算。 式中 a液相中NH3/ CO2摩爾比；b液相中H2O / CO2摩爾比;c溶液中游離CO2的摩爾數；x平衡轉化率。 除此之外，尿素生產中CO2平衡轉化率還可用經驗公式、半經驗公式以及算圖計算。下面舉出的兩個公式互有一些差異，但尚可滿足工業計算的要求，式中，a和b的定義同前，t是溫度（）。 日本大涿英二等的經驗公式：Xco2平衡%=0.2616a-0.01945+0.0382ab-0.1160b-0.0273a(t/100)-0.1030b(t/100)+1.640(t/100)-0.1394-1.869 (9) 我國上海化工研究院提出的經驗公式Xco2%=14.87a-1.322+20.70ab-1.83b+167.6b-1.217bt+5.908t-0.01375-591.1 (10)該公式使用范圍t=175190,b=0.21.0,a=2.54.54.影響合成反應的因素及工藝條件的選擇 由甲銨及尿素的性質和甲銨脫水生成尿素的化學平衡及反應速度可知，影響尿素合成的主要因素有：原料組成、溫度、壓力以及停留時間，下面分別討論： .原料組成的影響a. 氨碳比（NH3/CO2）提高NH3/CO2，還可維持合成塔的自熱平衡（液氨氣化帶走大量熱），從而有利于控制合成塔操作溫度。另外，提高NH3/CO2還能防止縮二脲及氰酸等雜質生成，保證產品質量，同時，減輕甲銨對設備的腐蝕作用。但是，NH3/CO2過高，NH3的轉化率減低，增加回收設備負荷，同時，壓縮NH3的動力消耗也相應增加，回收過剩的公用工程消耗也相應增加。化工生產中，常以蒸汽消耗量最小和合成塔生產能力最大，這兩個指標選取適宜的NH3/CO2。ACES工藝中，NH3/CO2選為4.0。b. 水碳比（H2O / CO2）ACES工藝中，H2O / CO2設計值為0.64。.溫度的影響甲銨脫水生成尿素是一個吸熱過程，速度較慢，提高溫度，甲銨脫水生成尿素的反應速度及平衡轉化率增大，有利于尿素的生成。但是，溫度太高，轉化率反而下降。因此，操作溫度一般控制在188190。.壓力的影響從反應角度考慮，提高壓力對合成尿素有利。但是，壓力也不能過高，這是因為，在較高壓力下，尿素合成轉化率趨于一個定值，壓力再升高，合成轉化率變化不大，而壓縮原料的壓力消耗增加，尿素成本提高。另外，操作壓力越高，甲銨對設備的腐蝕越嚴重，影響汽提效率。因此，操作壓力必須高于所選定的操作溫度和進塔物料配比下系統的平衡壓力。以保證甲銨不離解。過量液氨不氣化。ACES工藝中操作溫度為190，NH3/CO2為4.0,H2O / CO2為0.64時，所采用的操作壓力為17.1MpaG。.停留時間停留時間的選擇，既要保證較高的轉化率，又要保證較高的生產能力。在ACES工藝中設計停留時間為36分鐘。四，流程詳述尿素合成以液氨和氣態的二氧化碳為原料，設計日產1760T/D粒狀尿素。其工藝流程可分為以下六個工序敘述。，合成工序：本工序是尿素生產的核心。來自氨裝置的液氨、氣態二氧化碳和裝置內回收的甲銨液，在這里進行反應合成尿素。這部分包括：二氧化碳壓縮機（GB101)機組、氨給料泵（GA101A、B)、甲銨給料泵（GA102A、B)、氨預熱器（EA103)、合成塔（DC101)、汽提塔（DA101)、1#甲銨冷凝器（EA101)、2#甲銨冷凝器（EA102)和洗滌器（DA102)等設備。來自合成氨裝置，最低壓力為2.65MPa，溫度10-40 C的新鮮液氨，經氨給料泵（GA101A、B)升壓到17.7MPa后，進入氨預熱器（EA103）,用蒸汽冷凝液預熱到約51.1，然后進入合成塔（DC101）底部。氨給料泵（GA101A、B）是高速高壓多級離心泵。去合成塔的液氨流量，由流量調節閥（GA101A、B）控制，其流量為41496kg/h。來自氨裝置壓力為0.15MPa，溫度2030的新鮮二氧化碳氣體進入尿素裝置。先經二氧化碳壓縮機一段入口分離器（FA111），分理處其中的液滴后進入一段，出一段后，經過段間冷卻、分離后進入2段，一次進入3段（均經冷卻，分離），最后進入4段壓縮，升到約18.2MPa進入汽提塔底部，供汽提用。二氧化碳正常流量為27920Nm/h（干基）。合成系統所需的防腐空氣，由流量調節閥控制，進入壓縮機的二段入口，其正常流量為684Nm/h.從壓縮機一段出口引入少量二氧化碳氣體（約為1517Nm/h），經調節閥控制，送往低壓分解器（DA202）用作汽提氣。四段出口設這了用于開停車的二氧化碳放空管線，二氧化碳經壓力調節閥（PV153），通過二氧化碳消音器排入大氣。從回收工序來的循環甲銨液，經甲銨給料泵（GA102A、B）加壓到18.2mpa，送往洗滌器（DA102）和2#甲銨冷凝器（EA102）。進入洗滌器(DA102)的甲銨液由流量調節閥（FV106）控制在38072kg/h；去2#甲銨冷凝器的甲銨液經（FIC104）控制在25950kg/h，。甲銨給料泵（GA102A、B）為電動驅動的高壓高速離心泵，一開一備。甲銨給料泵（GA102A、B）設有自身保護系統，通過流量調節閥（FA105A、B）調節其入口流量高于最小流量35kg/h。合成塔（DC101）的操作條件為壓力17.1mpa、溫度190、氨碳比為4、水和二氧化碳比為0.64.塔內設有9塊塔板，以防止反應液的反混。在合成塔內，來自甲銨冷凝器的甲銨脫水生成尿素，未冷凝的二氧化碳和液氨反應生成尿素，其二氧化碳單程轉化率為68%。合成反應液借重力沿塔內溢管流出，經調節閥（HV101）進入汽提塔（DA101）頂部。合成塔液位至少控制在溢流漏斗上方一米，以防止二氧化碳由汽提塔向合成塔倒流。合成塔底部出液組為：Ur33、NH336.38wt.%、CO211.39wt.%、H2O19.23wt.%。該溶液在汽提塔上部三塊塔板處與來自子阿布列管段的氣體接觸，其組成被絕熱地調節到恰好和玉二氧化碳有效氣提的組成，即：氨碳比為3.1，汽提塔下部為一降膜式加熱器，溶液中所含的甲銨和過量的氨，再次經二氧化碳氣體和蒸汽加熱而分解和分離出來。降膜式加熱器的熱源，由由來自蒸汽飽和器（FA101）的1.96MPA飽和蒸汽提供，蒸汽壓力有壓力控制器（PIC106）控制。合成反應液被二氧化碳氣體后，含氨2.514.5wt.%，經LV104調節閥減壓到17.2mpa，送往2#甲銨冷凝器殼側吸收NH3和CO2的冷凝熱。汽提塔液位由液位調節閥（LV104）控制。汽提塔頂部氣體被送往1#和2#甲銨冷凝器(EA101和EA102)。汽提塔的操作條件為：壓力17.1mpa、溫度175180。在1#甲銨冷凝器中，冷凝熱用于加熱汽提塔的出口尿液。甲銨冷凝器(EA101和EA102)的操作條件為：壓力17.1mpa、溫度177。甲銨冷凝器內的反應物料（氣體和液體分別進入合成塔底部）。 調節蒸汽包（FA102）的蒸汽壓力，可以改變一#甲胺冷凝器殼側蒸汽冷凝液的沸騰溫度和1#甲胺冷凝器（EA101）管程與殼側之間的溫差，最終調解管城中的甲氨生成反應，為冷凝的氣體在合成塔里繼續冷凝，以提供尿素合成所需的熱量，汽包蒸汽壓力的控制，通常要保證合成塔頂部溫度在188度190度 含少量的NH3和二氧化碳的合成塔頂部氣體進入洗滌器，用循環甲胺液吸收，回收率為65%。吸收液進入一號甲胺冷凝器，（EA101）作為吸收劑，吸收劑（DA102）的操作條件為1701Mpa溫度175度，洗滌器（DA10）的頂部氣體，經合成回路壓力調節閥（PV101）減壓后分三路送出，一部風進入高壓分解器（DA201），一部分進入2號甲胺冷凝器（EA102）殼側，其目的是為了利用混合氣體中所含氧量鈍化設備，還有一部分直接進入高壓吸收器（EA401B），回收其中氨氣和二氧化碳。 洗滌器（DA102）頂部另外還有，手動放空閥（HV103）在開車和事故狀態下放空用，凈化工序：本工序包括：高壓分解器（DA201）低壓分接器，DA2020閃蒸分解器（FA205）尿液槽尿液泵等設備。從合成回路來的合成尿液，在這一工序經濟按壓和加熱，把其中的家氨分解，并和過量氨一起分解和分離出來，尿液北京畫質含尿素69wt%含氨0.4wt%然后送往濃縮工序，分離的氣體在相應回收系統加以冷凝和吸收。來自合成工序EA102殼側的合成尿液進入高壓分接器，（DA201）在其上部閃蒸一部分氣體后，尿液流入下不將模式加熱器，尿液由手控閥控制，在150度高壓分接器，底部液位由其液位調節閥控制采用降膜式加熱器有利于減少尿液的停留時間從減少縮二脲的生成和尿素的水解，高也分解的壓力，有洗滌塔底部的壓力調節閥控制在1.72Mpa洗滌器的頂部出愜意少部分加入將模式加熱器用作鈍化氣體，其氧化度為1000PPM高壓分接器頂部氣相，去高雅吸收器，底部溶液去低壓分接器。 低壓分接器的操作壓力為0.25MpaA，操作溫度為123度在這里進一步將尿液凈化至含剩余暗器和二氧化碳分別為0.48wt%和0.35wt%低壓分接器有四塊踏板將模式加熱器和填料床組成來自工藝冷凝液汽提塔的高溫氣體與分解器下部將模式加熱器上升的氣體混合，在分解器踏板部分同下降的尿液逆流接觸氣體得像熱和水蒸氣的冷凝熱用來分解氨氣和生成甲胺，溶液下流到將模式加熱器，有低壓蒸汽進一步加熱和分解，降壓分解器中由一溫度壓力串級分成調節系統，控制在138度來自二氧化碳壓縮機一段出口二氧化碳系統，經流量調節閥，控制進入低壓分接器填料廠的下部進一步將溶液中的氨氣踢出來分解器地步液位由也為調節閥控制頂部氣象去低壓吸收器，加以吸收，低壓分接器的壓力有EA402極易吸收，低壓分接器的壓力有EA402其相關縣上的音量控制器控制 經抵押分解后，含有少量氨氣，和二氧化碳的尿液進入閃蒸分離器的操作壓力，進一步減壓分離，閃蒸分離器的操作壓力有位于閃蒸冷凝器出口氣提管線上的調解閥，控制在0.044mpa閃蒸后的尿液進入尿液草閃蒸汽經閃蒸冷凝器冷凝，冷凝液進入工藝冷凝草。 尿液槽中含游離氨氣0.35wt%濃度為69wy%的尿液通過尿液泵送往后續的濃縮工序，尿液草的液位由也為調節閥控制，濃縮工序：這一工序包括真空濃縮器尿液循環泵，尿液給料泵，尿液加熱器(25頁)Fa202的加熱器（EA201）、最終濃縮器（EA202）、最終分離器（FA203）和熔融尿素泵（GA204A、B）等設備。尿液在凈化工序分離掉未轉化的NH3和CO2后，送往濃縮工序，進一步減壓和加熱，將其濃縮至99.8wt%（含少量縮二尿），送至造粒塔造粒。為此，設置了一套兩端真空蒸發系統。一段的真空濃縮器（FA202，）包括上下兩部分。凈化工序來的尿液首先進入下部真空濃縮器（FA202B），把尿液濃縮至84wt%。其操作壓力衛0.02MPa（G），操作溫度為77。通過尿液循環泵（GA202A、B），把尿液在FA202(B)和EA401(B)之間循環，吸收EA401（B）中氣態NH3和CO2的冷凝熱，把尿液溫度升至83。濃度為84wt%，溫度為83的尿液，用尿液給料泵（GA203A、B）送入尿液加熱器（EA203），利用蒸汽冷凝液的顯熱，將其加熱到95；然后，進入FA202的加熱器（EA201）中，利用低壓蒸汽進一步吧尿液加熱至132；最后送入上部真空濃縮器（FA202A）。分離蒸發出的水分后，濃度達到97.5wt%.上下真空濃縮器（FA202，）分離出的氣相匯合，去真空發生系統的第一表面冷凝器（EA501）。經一段蒸發后，濃度為97.5wt%.的尿液，利用壓差進入二段的最終濃縮器（EA202）。在此，用低壓蒸汽將其加熱到138后，進入最終分離器（FA203），將尿液濃縮至99.8wt%.最后，通過熔融尿素泵（GA204A、B），送去造粒塔造粒。最終分離器（FA203）的氣相去EA202的表面冷凝器（EA503）冷凝。最終分離器的操作壓力為0.0033MPa（A）。一段蒸發壓力由壓力控制器（PICA203）控制，蒸發溫度由抵押蒸汽壓力控制器（PIC207)控制；二段蒸發壓力由壓力控制器（PIC206）控制，溫度由低壓蒸汽壓力控制器（PIC208）控制；最終分離器（FA203）的液位由液位控制器（LICA207）控制；蒸發系統負荷由流量控制器（FIC203）控制。，造粒工序:從濃縮工序來的濃度為99.8wt%.，溫度為138的熔融尿素，經液位調節閥（LV207）與三通閥（HV301），送往造粒塔（IA301）塔頂的旋轉式造粒裝置（FJ301），經造粒噴頭（FJ302A/B）噴淋，熔融尿素與從塔底上升的空氣逆流接觸而冷卻，固化為粒狀的尿素產品。在塔底，由刮料機（JJ301）收集到塔底皮帶（JD301）上，經稱重后送去包裝系統造粒塔為自然通風型，塔底設有一溶解槽（FA302），用來回收過篩后的大塊尿素或熔融尿素泵（GA204/B）進出管線的排放液，以及排放回收泵（GA504）來的溶液。造粒塔頂部排氣中，尿素粉塵含量75mg/Nm3(保證值)。 ，回收工序:這個工序包括以下設備：低壓吸收器（EA402）、高壓吸收器（EA401(A)、(B)），洗滌塔（DA401）、高壓吸收泵（GA402A、B）,碳銨液槽（FA401）、碳銨液泵（GA403）和最終吸收器（DA503）等。精華工序分離出來的NH3和CO2，在本工序用工藝冷凝液加以吸收，以甲銨液的形式返回合成工序重新利用。含少量NH3的惰性氣體，在洗滌塔（DA401）中最終洗滌后放空。抵押吸收器（EA402）是以洗滌塔DA401上部填料床返回的甲銨液作為吸收液，把來自低壓分解器（DA202）的混合氣體冷凝吸收。低壓吸收器頂部氣體，經壓力控制閥（PV402）去最終吸收塔（DA503），吸收后放空。底部甲銨液，用高壓吸收泵（GA402A、B）打入洗滌塔（DA401）下部填料床，其流量由均勻調節系統（LICA402/FIC401）調節。抵押吸收器（EA402）碳銨液溫度是由其冷卻水管線上的手控閥（HC402）控制。低壓吸收器的操作壓力是0.23MPa，操作溫度是50來自高壓分解器（DA201）的氣體，在高壓吸收器（EA401A、B）和洗滌塔（DA401）中，分別用來自低壓吸收器（EA402）的循環甲銨液和低壓吸收泵（GA503A、B）來的工藝冷凝液吸收，吸收后的洗滌s塔尾氣防空。高壓分解器中NH3和CO2的吸收分三步進行。首先，高壓分解氣體鼓泡進入下部高壓吸收器（EA401B），吸收其總量的75%；接著，氣體逆流進入上層高壓吸收器（EA401A）再吸收19%；最后，氣體進入洗滌塔（DA401）的填料床，用來自工藝冷凝槽的工藝冷凝液和低壓吸收器的循環甲銨液，吸收剩余6%NH3和CO2，爾后放空。在高壓吸收塔（EA401A、B）中，NH3和CO2，冷凝熱的54%被來自真空壓縮器（FA202B）的尿液帶走，約5%的熱量被熱水吸收；剩余41%的熱量被冷水帶走。高壓吸收器上部（EA401B）溫度，用手控閥調節冷卻水流量，控制在92；下部溫度，通過調節尿液量、熱水量和冷卻水量，控制在109。高壓吸收器液位，由串級調節系統控制，溶液中CO2濃度位置在約40%。高壓吸收器中的甲銨溶液，經甲銨升壓泵升壓，用甲銨給料泵送往合成系統的洗滌器和甲銨冷凝器，作為吸收液，其流量分別用FIC106和FIC104控制。，工藝冷凝液處理工序:在濃縮工序將尿液至99.8%時，蒸發出來的所有水蒸氣，連同夾帶的尿素霧滴、氣氨和二氧化碳，在真空發生系統的表面冷凝器，冷凝成工藝冷凝液。該工藝冷凝液的13%，用低壓吸收泵送往洗滌塔作為吸收劑，其余被送往工藝冷凝液汽提塔進行處理，處理后的冷凝液含Ur1PPm，NH31PPm，送出尿素界區。從工藝冷凝液汽提塔出來的氣體，被送往凈化工序的低壓分解器，回收熱量和其中的NH3 CO2。本工序由真空發生系統及工藝冷凝處理系統組成。由濃縮工序的最終分離器，在0.0033MPa真空下，所蒸發出來的水分，經EA202升壓后，送往EA202的表冷器，在0.0093MPa和40下冷凝，冷凝液去工藝冷凝槽。由真空濃縮器，在0.02MPa真空下，蒸發出來的水分和來自EA503的未凝氣（由EA503的噴射器升壓，一起被送到操作條件為0.019MPa、44的第一表面冷凝器中冷凝，冷凝液進入工藝冷凝槽。未凝氣經第一噴射器升壓后，與閃蒸汽冷凝器中的未凝氣混合，進入操作條件為0.033MPa、42的第二表面冷凝器冷凝。冷凝液也進入工藝冷凝液槽。未凝氣體經第二噴射器升至大氣壓后，送到最終吸收塔，在最終吸收塔中，未凝氣用來自工藝冷凝泵，經最終吸收塔冷卻器冷卻的部分工藝冷凝液洗滌，以回收其中的NH3和CO2；碳銨液槽、尿液槽頂部出來的氣體混合后，液進入DA503進行洗滌。吸收。經洗滌，含NH313.33%的尾氣排入大氣，DA503底部出來的工藝冷凝液進入工藝冷凝槽。來自閃蒸分離器的氣體，在 中冷凝，未凝氣經手控閥（HC501）控制，去真空發生系統的第二表面冷凝器（EA502）回收其中的NH3和CO2，冷凝液去FA501。閃蒸汽冷凝液的操作條件為：0.055MPa、54。工藝冷凝槽中的大部分冷凝液，用工藝冷凝泵送往DA501的預熱器，被DA501出來的工藝冷凝液預熱到130后，去工藝冷凝汽提塔頂部。工藝冷凝汽提塔由上塔和下塔組成，內有50塊篩板，其操作壓力為0.29MPa，利用直接注入塔底的低壓蒸汽將冷凝液中的NH3和CO2汽提出來。上塔塔頂含NH37.61%、CO26.49%的氣體，經壓力調節器（PICA501）控制壓力后，送入低壓分解器（DA202），回收其中的NH3和CO2。上塔底部的工藝冷凝液中仍含5000ppm的尿素，此部分冷凝液用尿素水解塔給料泵（GA502A、B）送往尿素水解塔予熱器（EA505）加熱后，送去尿素水解塔（DA502）底部，尿素水解塔（DA502）利用中壓蒸汽在底部直接加熱，在205的溫度、1.96MPa（G）的壓力及42分鐘的停留時間條件下，尿素充分水解為NH3和CO2。水解塔（DA502)頂部氣體，經壓力調節閥（PV502）進入DA501上塔第十二塊塔板做氣提用；水解塔（DA502）底部液體（含Ur5PPm），在予熱器（EA505）中，與尿素水解器給料泵（GA502A、B）送來的工藝冷凝液換熱后，經也為調節閥（LV504）返回到DA501下塔，通過汽提進一步回收NH3和CO2。處理后的工藝冷凝液，殘余Ur和NH3最大含量均為1ppm。此冷凝液從DA501下塔底部出來，在予熱器（EA504）中，與工藝冷凝液換熱后，用工藝冷凝液回收泵（GA505A、B）送出尿素界區。裝置內還設置了排放回收系統，即所有停車或停泵后，管道、設備殘留的尿液，甲銨液，經排放管排放到排放回收池（AP501），開車后，通過排放回收泵（GA504），把池中溶液打入溶解槽（FA302）或工藝冷凝槽（FA501）回收利用。工藝裝置設置了兩個放空總管，進入放空管的液體分別流入其底部的回收池，在排入排放池（AP501）加以回收，氣體則排入大氣。五操作條件與工藝指標1.輸入條件.原料a. 氨狀態：液體氨含量：99.9wt.% min.油含量：10ppm wt.% max.溶解氣：0.1 wt.% max.（惰氣）:0.05 wt.% nor.壓力：2.65MPa（A） min溫度：1040位置：在尿素界區指定點上b. 二氧化碳狀態：氣體二氧化碳含量：98.5vol.% min（干基）惰氣含量：1.5vol% max.硫化氫含量：3.5ppm vol. max.甲醇含量：250 ppm vol. max.濕含量：飽和壓力：0.15MPaA0.01MPa（見注釋）溫度：2030作為設計值 25作為保證值位置：在氨廠內二氧化碳壓縮機界區指定點上。注釋：作為二氧化碳壓縮機設計的基礎數據和保證值。2.輸出條件.蒸汽冷凝液壓力 0.5MPa（G） （正常）溫度 45100電導率（25） 10us/cm位置 在二氧化碳壓縮機區域和尿素工藝界區的指定點.處理后的工藝冷凝液壓力 0.5MPa（G）溫度 80 max.組成： 氨含量 1ppm wt.max. 尿素含量1ppm wt.max.電導率（25） 10us/cm位置 在尿素工藝界區的指定點。.冷卻水（回水）壓力 0.23MPa（G）溫度 42位置 在二氧化碳壓縮機區域和尿素工藝界區的指定點.低壓蒸汽壓力 0.49 MPa（G）溫度 158位置 在尿素工藝界區的指定點注：供成品車間空氣加熱用，最大用量為1t/h。六，主要設備一覽表序號名稱規格型號用途1氨預熱器U-EA103反應前給氨加熱2合成塔U-DC101氨和二氧化碳反應3汽包U_FA1024洗滌器U-DA102洗滌所加入裝置的物質5高壓分解器U-DA201高壓條件下分解反應物質6低壓分解器U-DA202低壓條件下分解反應物質7閃蒸分離器U-FA2058尿液槽U-FA2019真空濃縮器U-F202真空條件下濃縮物質10真空濃縮器加熱器U-EA201真空條件下濃縮并加熱物質11尿液加熱器U-EA203加熱尿液12最終濃縮器U-EA202濃縮裝置中的物質13最終分離器U-FA203分離裝置中的物質14造粒噴頭U-FJ302A,B15汽提塔U-GA10116CO2壓縮機組GB101壓縮二氧化碳17二氧化碳壓縮機組GB101提高CO2壓力18氨給料泵GA101A.B提供氨19甲胺給料泵GA102A/B提供甲銨201#甲胺冷凝器EA101冷凝甲銨212#甲胺冷凝器EA102冷凝甲銨22尿液泵GA201A.B提供尿液23尿液循環泵GA202A.B將尿液循環利用24尿液給料泵GA203A.B提供尿液25熔融尿素泵GA204A.B提供熔融尿素26旋轉式造粒裝置FJ301旋轉式制造尿素顆粒27造粒塔IA301制造尿素顆粒28皮帶JD301傳動裝置29刮料機JJ301將尿素從裝置表面分離出來30低壓吸收器EA402低壓條件下吸收物質31高壓吸收器EA401A.B高壓條件