尿素工藝流程簡述1、尿素的合成CO2壓縮機五段出口CO2氣體壓力約20.69MPa〔絕〕，溫度約125℃，進入尿素合成塔的量決定系統生產負荷。從一吸塔來的氨基甲酸銨溶液溫度約90℃左右，經一甲泵加壓至約20.69MPa〔絕〕進入尿素合成塔，一般維持進料H2O/CO2〔摩爾比〕0.65～0.70。從氨泵來的液氨經預熱器預熱至40～70℃進入尿素合成塔，液氨用量根據生產負荷決定，塔頂溫度控制在186～190℃，進料NH3/CO2分子比控制3.8～4.2。尿塔壓力由塔頂減壓閥PIC204〔自調閥〕自動控制，一般維持19.6MPa〔表〕物料在塔內停留時間為40分鐘，CO2轉化率≥65%。為防止尿塔停車時管路堵塞，設置高壓沖洗泵，將蒸汽冷凝液加壓到19.6～25.0MPa送到合成塔進出口物料管線進展沖洗置換。2、中壓分解出合成塔氣液混合物減壓至1.77MPa〔絕〕進入預別離器，合成液中的氨大局部被別離閃蒸出來，通過氣相管道進入一吸外冷卻器，液相進入預蒸餾塔上部，在此別離出閃蒸氣后溶液自流至中部蒸餾段，與一分加熱器來的熱氣逆流接觸，進展傳質、傳熱，使液相中的局部甲銨與過剩氨分解、蒸出進入氣相，同時，氣相中的水蒸汽局部冷凝降低了出塔氣相帶水量。出預蒸餾塔中部的液體進入一分加熱器，經飽和蒸汽加熱后，出一分加熱器溫度控制在155～160℃，保證氨基甲酸銨的分解率到達88%，總氨蒸出率到達90%，加熱后物料進入預蒸餾塔下部的別離段進展氣液別離，別離段液位由LICA302搖控控制，物料減壓后送至二分塔。在一分加熱器液相入口用空壓機補加空氣，防止一段分解系統設備管道的腐蝕，參加空氣量由流量計指示〔約2m3/TUr〕通過旁路放空3、二段分解〔低壓分解〕出預蒸餾塔的液體經LRC302減壓至0.29～0.39MPa〔絕〕，進入二分塔上部進展閃蒸，液體在填料精餾段與塔下別離段來的氣體進展傳質、傳熱，以降低出塔氣體溫度和提高進二分塔加熱器的液體溫度。出二分塔加熱物料溫度為135～145℃，該溫度由TRC303自動控制，物料被加熱后進入二分塔別離段進展氣液別離，二分塔液位由LIC303自動控制。4、閃蒸出二分塔液體經減壓閥后進入閃蒸槽，出閃蒸槽的氣相與一段蒸發氣相集合后去尿素回收塔，再進入一蒸冷凝器通過閃蒸槽氣相管線上的閥門控制閃蒸槽的操作壓力為340～400mmHg〔絕〕，溫度95～100℃，在閃蒸槽液相中剩余的氨和二氧化碳大局部逸入氣相，尿液則進入一段蒸發器。5、一段吸收來自預蒸餾塔的一段分解氣與二甲泵送來的二甲液，在一段蒸發器熱能回收段混合，產生局部冷凝，放出的熱量用于加熱尿素溶液，出熱能回收段的氣液混合物與預別離器氣相混合后進入一吸外冷卻器底部，被循環脫鹽水冷卻，氣體進一步冷凝，出一吸冷卻器的氣液混合物進入一吸塔鼓泡段，氣體經鼓泡段吸收后，未吸收的局部進入精洗段，被來自惰洗器的濃氨水及來自液氨緩沖槽的回流氨進一步精洗回收，保證一吸塔出口氣相溫度小于50℃，含CO2小于100PPm〔體積比〕的氣氨進入兩個串聯的氨冷器，首先進入第一個氨冷器〔A〕，局部氣氨在此冷凝下來流往液氨緩沖槽，出氨冷器〔A〕的氣體經惰洗器的防爆空間后進入氨冷凝器〔B〕，在此冷凝的液氨也流往液氨緩沖槽，未冷凝的氣體進入惰洗器，氣體中氨被氨水泵送來的氨水吸收，出惰洗器的氣體由PIC301〔中壓壓力自調閥〕送入尾吸塔。一吸冷卻器所需脫鹽水由循環水泵加壓后，進入一吸外冷卻器頂部與氣液混合物逆向進展熱交換，吸收熱量后，經脫鹽水冷卻器用循環冷卻水冷卻后，回到循環水泵進口，構成冷卻脫鹽水循環系統。一吸塔底部液相溫度在90～95℃，由回流氨及一吸冷卻器等配合調節控制，一甲液加壓到20.69MPa后送入尿素合成塔，一吸塔液位主要通過改變二甲泵轉速調節，即進一吸塔二甲液量來控制〔結合尿塔的H2O/CO2摩爾比，配合二甲泵和一甲泵的轉速來調節〕。6．二段吸收二分塔頂部出口氣體與來自解吸塔的氣體混合后進入二循一冷卻器，在一冷中被蒸發冷凝液泵送來的二段蒸發冷凝液吸收生成二甲液并由二甲泵送入一段蒸發熱能利用段，二循一冷凝器液位通過改變加水量進展控制，未被吸收的氣體由二循一冷凝器頂部出來進入二循二冷凝器底部，被蒸發冷凝液泵送來的蒸發冷凝液吸收，生成的氨水由氨水泵送往惰洗器，二循二冷凝器液位也是通過改變加水量進展控制，二循二冷凝器尾氣經〔低壓壓力調節閥〕PIC302送往尾吸塔，二段循環吸收劑所用的蒸發冷凝液，是由二段蒸發冷凝液排往二表槽貯存。7．尾氣吸收二循二冷出氣與惰洗器減壓后的尾氣分別進入尾吸塔底部，來自一表槽的蒸發冷凝液經尾吸泵送往尾吸冷卻器冷卻到40℃后進入尾吸塔頂部，經填料層吸收尾氣后，尾吸塔排出液體流至碳銨液槽，氣體經放空管放空。8．解吸碳銨液貯槽來的碳銨液，由解吸泵經自調閥由流量計計量后，進入解吸換熱器與從解吸塔底來的解吸廢液〔溫度約143℃〕換熱后，進入解吸塔上部噴淋至填料層和從解吸塔底部上升的氣體傳質、傳熱進展解吸，氣體進入解吸冷凝器，用一吸冷卻器來的脫鹽水冷卻，控制解吸冷氣相出口溫度≤112℃，冷卻下來的液體進入解吸塔頂部作頂部回流，控制解吸塔頂部溫度≤120℃，解吸冷卻器的氣相通過自調閥控制其壓力在0.3MPa左右后送入二循一冷氣相進口，出解吸冷凝器的脫鹽水經電導儀，由自調閥調節其流量后送至鍋爐房，解吸廢液經解吸換熱器換熱后外送，解吸塔液位由LC701控制。解吸塔熱量由解吸塔底部參加1.3MPa〔絕〕蒸汽直接加熱，蒸汽參加量根據解吸塔工藝狀況由TIC701控制，保證解吸廢液NH3≤0.07%。合成氨氨是重要的無機化工產品之一，在國民經濟中占有重要地位。除液氨可直接作為肥料外，農業上使用的氮肥，例如尿素、硝酸銨、磷酸銨、氯化銨以及各種含氮復合肥，都是以氨為原料的。合成氨是大宗化工產品之一，世界每年合成氨產量已到達1億噸以上，其中約有80%的氨用來生產化學肥料，20%作為其它化工產品的原料。

德國化學家哈伯1909年提出了工業氨合成方法，即“循環法〞，這是目前工業普遍采用的直接合成法。反響過程中為解決氫氣和氮氣合成轉化率低的問題，將氨產品從合成反響后的氣體中別離出來，未反響氣和新鮮氫氮氣混合重新參與合成反響。合成氨反響式如下：

N2+3H2≒2NH3

合成氨的主要原料可分為固體原料、液體原料和氣體原料。經過近百年的開展，合成氨技術趨于成熟，形成了一大批各有特色的工藝流程，但都是由三個根本局部組成，即原料氣制備過程、凈化過程以及氨合成過程。

1.合成氨的工藝流程

(1)原料氣制備將煤和天然氣等原料制成含氫和氮的粗原料氣。對于固體原料煤和焦炭，通常采用氣化的方法制取合成氣；渣油可采用非催化局部氧化的方法獲得合成氣；對氣態烴類和石腦油，工業中利用二段蒸汽轉化法制取合成氣。

(2)凈化對粗原料氣進展凈化處理，除去氫氣和氮氣以外的雜質，主要包括變換過程、脫硫脫碳過程以及氣體精制過程。

①一氧化碳變換過程

在合成氨生產中，各種方法制取的原料氣都含有CO，其體積分數一般為12%~40%。合成氨需要的兩種組分是H2和N2，因此需要除去合成氣中的CO。變換反響如下：

CO+H2OH→2+CO2=-41.2kJ/mol0298HΔ

由于CO變換過程是強放熱過程，必須分段進展以利于回收反響熱，并控制變換段出口剩余CO含量。第一步是高溫變換，使大局部CO轉變為CO2和H2；第二步是低溫變換，將CO含量降至0.3%左右。因此，CO變換反響既是原料氣制造的繼續，又是凈化的過程，為后續脫碳過程創造條件。

②脫硫脫碳過程

各種原料制取的粗原料氣，都含有一些硫和碳的氧化物，為了防止合成氨生產過程催化劑的中毒，必須在氨合成工序前加以脫除，以天然氣為原料的蒸汽轉化法，第一道工序是脫硫，用以保護轉化催化劑，以重油和煤為原料的局部氧化法，根據一氧化碳變換是否采用耐硫的催化劑而確定脫硫的位置。工業脫硫方法種類很多，通常是采用物理或化學吸收的方法，常用的有低溫甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。

粗原料氣經CO變換以后，變換氣中除H2外，還有CO2、CO和CH4等組分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化劑的毒物，又是制造尿素、碳酸氫銨等氮肥的重要原料。因此變換氣中CO2的脫除必須兼顧這兩方面的要求。

一般采用溶液吸收法脫除CO2。根據吸收劑性能的不同，可分為兩大類。一類是物理吸收法，如低溫甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一類是化學吸收法，如熱鉀堿法，低熱耗本菲爾法，活化MDEA法，MEA法等。4

③氣體精制過程

經CO變換和CO2脫除后的原料氣中尚含有少量剩余的CO和CO2。為了防止對氨合成催化劑的毒害，規定CO和CO2總含量不得大于10cm3/m3(體積分數)。因此，原料氣在進入合成工序前，必須進展原料氣的最終凈化，即精制過程。

目前在工業生產中，最終凈化方法分為深冷別離法和甲烷化法。深冷別離法主要是液氮洗法，是在深度冷凍(<-100℃)條件下用液氮吸收別離少量CO，而且也能脫除甲烷和大局部氬，這樣可以獲得只含有惰性氣體100cm3/m3以下的氫氮混合氣，深冷凈化法通常與空分以及低溫甲醇洗結合。甲烷化法是在催化劑存在下使少量CO、CO2與H2反響生成CH4和H2O的一種凈化工藝，要求入口原料氣中碳的氧化物含量(體積分數)一般應小于0.7%。甲烷化法可以將氣體中碳的氧化物(CO+CO2)含量脫除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性氣體CH4的含量。甲烷化反響如下：

CO+3H2→CH4+H2O=-206.2kJ/mol0298HΔ

CO2+4H2→CH4+2H2O=-165.1kJ/mol0298HΔ

(3)氨合成將純潔的氫、氮混合氣壓縮到高壓，在催化劑的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨產品的工序，是整個合成氨生產過程的核心局部。氨合成反響在較高壓力和催化劑存在的條件下進展，由于反響后氣體中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反響氫氮氣循環的流程。氨合成反響式如下：

N2+3H2→2NH3(g)=-92.4kJ/mol

2.合成氨的催化機理

熱力學計算說明，低溫、高壓對合成氨反響是有利的，但無催化劑時，反響的活化能很高，反響幾乎不發生。當采用鐵催化劑時，由于改變了反響歷程，降低了反響的活化能，使反響以顯著的速率進展。目前認為，合成氨反響的一種可能機理，首先是氮分子在鐵催化劑外表上進展化學吸附，使氮原子間的化學鍵減弱。接著是化學吸附的氫原子不斷地跟外表上的氮分子作用，在催化劑外表上逐步生成—NH、—NH2和NH3，最后氨分子在外表上脫吸而生成氣態的氨。上述反響途徑可簡單地表示為：

xFe+N2→FexN

FexN+［H］吸→FexNH

FexNH+［H］吸→FexNH2

FexNH2＋［H］吸FexNH3xFe+NH3

在無催化劑時，氨的合成反響的活化能很高，大約335kJ/mol。參加鐵催化劑后，反響以生成氮化物和氮氫化物兩個階段進展。第一階段的反響活化能為126kJ/mol～167kJ/mol，第二階段的反響活化能為13kJ/mol。由于反響途徑的改變〔生成不穩定的中間化合物〕，降低了反響的活化能，因而反響速率加快了。

3.催化劑的中毒

催化劑的催化能力一般稱為催化活性。有人認為：由于催化劑在反響前后的化學性質和質量不變，一旦制成一批催化劑之后，便可以永遠使用下去。實際上許多催化劑在使用過程中，其活性從小到大，逐漸到達正常水平，這就是催化劑的成熟期。接著，催化劑活性在一段時間里保持穩定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持穩定的時間即為催化劑的壽命，其長短因催化劑的制備方法和使用條件而異。

催化劑在穩定活性期間，往往因接觸少量的雜質而使活性明顯下降甚至被破壞，這種現象稱為催化劑的中毒。一般認為是由于催化劑外表的活性中心被雜質占據而引起中毒。中毒分為暫時性中毒和永久性中毒兩種。例如，對于合成氨反響中的鐵催化劑，O2、CO、CO2和水蒸氣等都能使催化劑中毒。但利用純潔的氫、氮混合氣體通過中毒的催化劑時，催化劑的活性又能恢復，因此這種中毒是暫時性中毒。相反，含P、S、As的化合物則可使鐵催化劑永久性中毒。催化劑中毒后，往往完全失去活性，這時即使再用純潔的氫、氮混合氣體處理，活性也很難恢復。催化劑中毒會嚴重影響生產的正常進展。工業上為了防止催化劑中毒，要把反響物原料加以凈化，以除去毒物，這樣就要增加設備，提高本錢。因此，研制具有較強抗毒能力的新型催化劑，是一個重要的課題。

4.我國合成氨工業的開展情況

解放前我國只有兩家規模不大的合成氨廠，解放后合成氨工業有了迅速開展。1949年全國氮肥產量僅0.6萬噸，而1982年到達1021.9萬噸，成為世界上產量最高的國家之一。

近幾年來，我國引進了一批年產30萬噸氮肥的大型化肥廠設備。我國自行設計和建造的上海吳涇化工廠也是年產30萬噸氮肥的大型化肥廠。這些化肥廠以天然氣、石油、煉油氣等為原料，生產中能量損耗低、產量高，技術和設備都很先進。

5.化學模擬生物固氮的研究

目前，化學模擬生物固氮的重要研究課題之一，