尿素生产工艺及技术特点.doc

尿素生产工艺及技术特点3.1  概述图3-1 尿素生产基本流程尿素溶液的浓缩工艺冷凝液处理造粒与产品输送分离过程CO2压缩CO2压缩液NH2尿素合成反应合成反应液未反应物回收（生成甲铵液）含氨工艺冷凝液甲铵液回反应系统当代尿素生产，不论是采用哪种流程，基本由六个工艺单元，即原料供应、尿素的高压合成、含尿素溶液的分离过程、未反应氨和二氧化碳的回收、尿素溶液的浓缩、造粒与产品输送和工艺冷凝液处理，其基本过程如图3-1所示。原料CO2和NH3被加压送到高压合成圈，反应生成尿素，二氧化碳转化率在50%75%范围，此过程被称为合成工序；分离过程与未反应物回收单元承担着把未转化为尿素的氨和二氧化碳从溶液中分离出来，并回收返回合成工序，因此这两个单元被统称为循环工序；最后在真空蒸发和造粒设备中把70%75%的尿素溶液经浓缩加工为固体产品，称为最终加工工序。尽管尿素生产的基本过程相似，但在具体的流程、工艺条件、设备结构等方面，不同工艺存在一定的差异。迄今世界各地的尿素工厂，绝大多数都是由几家工程设计公司所开发设计的，已形成几种典型的工艺流程，典型的有荷兰斯太米卡邦（Stamicarbon）公司的水溶液全循环CO2气提法、意大利斯那姆（Snamprogetti）公司的氨气提法和蒙特爱迪生集团公司的等压双循环工艺（IDR）、日本三井东亚东洋工程公司的全循环改良“C”法和改良“D”法及ACES法、美国尿素技术公司UTI的热循环法尿素工艺（HR）等。但不论是哪种工艺流程，生产过程中主要原料NH3和CO2的消耗基本上是相同的，其流程的先进与否主要表现在公用工程即水、电、汽的消耗上。尿素生产流程的改进过程，实质就是公用工程消耗降低的过程。目前国内建有尿素装置200多套，规模分为大型(48万吨/年以上)、中型(11万吨/年以上)、小型 (4万吨/年以上)。中、小型尿素装置均采用国内的水溶液全循环技术，大型装置多采用国外引进工艺技术。在国内的大型尿素装置工艺技术中，多数采用CO2气提工艺和氨气提工艺。目前设计的采用CO2气提工艺和氨气提工艺的尿素装置，其尿素氨耗基本接近于理论水平，公用工程消耗更低，相对于传统的设计，其投资更低。3.2  Stamicarbon二氧化碳气提法尿素工艺图3-2 CO2气提工艺方块图从美国凯洛格公司引进的1620t/d尿素装置（简称美型尿素装置，下同），从法国赫尔蒂公司引进的1740 t/d尿素装置（简称法型尿素装置，下同），以及由我国原化工部第四设计院和荷兰大陆公司联合设计的1740 t/d尿素装置（简称中荷尿素装置，下同）均采用了CO2气提法尿素生产工艺。其中中荷尿素装置采用的是改良型CO2气提法，相比美型、法型尿素装置，在工艺流程上略有一些改进。3.2.1 工艺流程Stamicarbon二氧化碳气提法尿素工艺由以下几个主要工序组成：1） CO2气体的压缩；2） 液氨的加压；3） 高压合成与CO2气提回收；4） 低压分解与循环回收5） 真空蒸发与造粒6） 解吸与水解系统各工序之间的关系可用图3-2表示。3.2.1.1 CO2气体压缩 从合成氨装置送来的CO2气体，先进入液滴分离器，将所含液滴分离后进入CO2压缩机。CO2压缩机是由蒸汽透平作动力驱动的两缸四段离心式压缩机，在每段之间分别设有段间冷却器和气液分离器。在压缩机各进出口设有若干温度、压力监测点，以便于监视压缩机的运行状况，压缩机的负荷是通过改变蒸汽透平的转速来控制的，经四段压缩后的气体(压力约为14.3MPa，温度为110左右)送去脱氢系统（视CO2中H2含量和合成系统高压尾气的洗涤吸收工艺方式而定，法型尿素装置不设脱氢装置），脱氢后的CO2中含氢及其它可燃气体小于50×10-6。在CO2液滴分离器前加入一定量的空气，以供脱氢和设备防腐所需的氧气。空气由空气鼓风机提供，进入系统的空气量由一流量控制阀来调节。3.2.1.2 NH3的加压从合成氨装置送来的液氨经流量计量后引入高压氨泵，液氨在泵内加压至16.0MPa(A)左右。液氨的流量根据系统的负荷，通过控制氨泵的转速来调节。加压后的液氨经高压喷射器与来自高压洗涤器中的甲铵液，一起由顶部进入高压甲铵冷凝器。美型和中荷型尿素装置将加压后的液氨在氨加热器中加热到约40后，再经高压喷射器与来自高压洗涤器中的甲铵液一起由顶部进入高压甲铵冷凝器。3.2.1.3 高压合成与气提合成塔、气提塔、高压冷凝器和高压洗涤器这四个设备组成高压圈（如图3-3所示），这是二氧化碳气提法的核心部分，这四个设备的操作条件是统一考虑的，以期达到尿素的最大产率和热量的最大回收，以副产蒸汽。图3-3 CO2气提法高压圈流程从高压冷凝器底部导出的液体甲铵和少量的未冷凝的氨和二氧化碳,分别用两条管线（图3-2中仅画了一条线）送入合成塔底，液相加气相物料总NH3/CO2(摩尔比)约为2.9，温度为165170。合成塔内设有筛板，形成类似几个串联的反应器，塔板的作用是防止物料在塔内返混。物料从塔底升到塔顶，设计停留时间约1小时。二氧化碳转化率可达5658%，相当于平衡转化率的90%以上。尿素合成反应液从塔内上升到正常液位，温度上升到183185，经过溢流管从塔下出口排出，经过液位控制阀进入气提塔上部，再经塔内液体分配器均匀地分配到每根气提管中。液体沿管壁成液膜下降，分配器液位高低起着自动调节各管内流量的作用。液体的均匀分配，以及在内壁成膜是非常重要的，否则气提管将遭到腐蚀。由塔下部导入的二氧化碳气体，在管内与合成反应液逆流相遇。管间以蒸汽加热，合成反应液中过剩氨及未转化的甲铵将被气提蒸出和分解，从塔顶排出，尿液及少量未分解的甲铵从塔底排出。受操作温度的限制，气提塔中氨蒸出率约为85%，甲铵分解率约为75%，有4%的尿素水解，因当温度高于200时气提管会受到严重的腐蚀。另外也受负荷和液体在塔内停留时间的限制，换热面积不变的情况下负荷太低则尿液不能成膜，加热时间太长，则尿素水解和缩二脲生成将会增多。从气提塔底排出的液体，含有15%的氨和25%的二氧化碳，含缩二脲约0.4%。液体在气提管内要有一定的停留时间，以提高分解率。管子太长或太短都是不利的，目前气提管长为6米。管数也不能太多，以避免影响膜的形成，气提塔出液温度控制在162 172之间。塔底液位控制在20%左右，以防止二氧化碳气体随液体流入低压分解工段，造成低压设备超压。从气提塔顶排出180185的气体，与新鲜氨及高压洗涤器来的甲铵液在约14.0MPa下一起进入高压甲铵冷凝器顶部。高压甲铵冷凝器是一个管壳式换热器，物料走管内，管间走水用以副产低压蒸汽。根据副产蒸汽压力高低，可以调节氨和二氧化碳的冷凝程度，控制冷凝量在约85%，保留一部分气体在合成塔内冷凝，以便补偿在合成塔内甲铵转化为尿素所需热量，而达到自热平衡。所以把控制副产蒸汽压力作为控制合成塔温度、压力的条件之一。为了使进入高压甲铵冷凝器上部的气相和液相得到更好的混合，增加其接触时间，在高压甲铵冷凝器上部设有一个液体分布器。在分布器上维持一定的液位，就可以保证气-液的良好分布。从合成塔顶排出的气体，温度约为183185，进入高压洗涤器。在这里将气体中的氨和二氧化碳用加压后的低压吸收段的甲铵液冷凝吸收，然后经高压甲铵冷凝器再返回合成塔，不冷凝的惰性气体和一定数量的氨气，自高压洗涤器排出高压系统，经惰性气体放空筒放空。高压洗涤器分为三个部分：上部为防爆空腔，中部为鼓泡吸收段，下部为管式浸没式冷凝段。从合成塔导入的气体先进入上部空腔，作为防爆的惰性气体(氨和二氧化碳之和不小于89%)，然后导入下部浸没式冷凝段，与从中心管流下的甲铵液在底部混合，在列管内并流上升并进行吸收。其所以采用并流上升的冷凝方式，是为了使塔底不会形成太浓的溶液而析出结晶。管内得到约160的浓甲铵液(水约23%，NH3/CO2为2.5)。吸收作用是生成甲铵的放热反应，在高压洗涤器中冷凝放出的热量由高压调温水带走，调温水温度控制在120130。高压调温水在高压洗涤器循环水泵、高压调温水冷却器、高压洗涤器壳程之间进行闭路循环（有些装置高压调温水还作为精馏塔下部循环加热器的热源）。水温由循环冷凝器的温度控制阀及其旁路来控制，通过恒压泵或恒压槽恒定其压力在1.01.2MPa，以防止高压调温水汽化。在下部浸没式冷凝段未能冷凝的气体，进到中部的鼓泡段，经鼓泡吸收后的气体，尚含有一定数量的氨和二氧化碳送往惰性气体放空筒放空（或进入0.6MPa吸收塔）。在合成塔到高压洗涤器的气相管线上设有安全阀，在防爆空腔的隔板上设有防爆板。图3-4 带排放管线的高压系统流程来自高压甲铵泵液氨二氧化碳去低压系统高压尾气从高压洗涤器中部溢流出的甲铵液，其压力与合成塔顶部的压力相等。为将其引入较高压力的高压甲铵冷凝器(约高出0.3MPa),必须用喷射器。来自高压液氨泵的液氨（压力约为16MPa）进入高压喷射器，将高压洗涤器来的甲铵升压，二者一并进入高压甲铵冷凝器的顶部。高压喷射器设在与合成塔底部相同的标高位置。从合成塔底引出一股合成反应液，与高压洗涤器的甲铵液混合，然后一起进入高压喷射器。引出这股合成反应液的目的：第一，为了保证经常有足够的液体来满足高压喷射器的吸入要求，而不必为高压洗涤器设置复杂的流量或液位控制系统；第二，合成塔引出的合成反应液含有一定量的尿素，可使高压冷凝器中的液体沸点得到提高, 有利于提高副产蒸汽的操作压力。根据生产要求将高压系统的主要参数均指示在控制盘上。由操作人员根据各参数变化的趋势和合成塔液相NH3/CO2分析数据，加以全面考虑和分析，以手控进行适当的调整。此外，必要时也可分析合成塔上部气相组分，从而判断合成塔内的操作条件是否正常来调节有关参数。图3-4中增加了尿素装置停车时高压系统排放流程管线。阀Ni（i=17）为排放阀。高压设备和管线中的全部液体通过N5排到低压系统。美型和法型尿素装置设计有0.6MPa吸收系统，则在合成塔的气相管线上为高压系统单独设计了放空阀V4，用于手动卸压，正常生产中该阀是关闭的。中荷型尿素装置的高压洗涤器高压尾气直接通过减压阀放空。3.2.1.4 低压分解与循环回收图3-5 低压分解与循环回收系统从气提塔出来的反应混合物（压力约14.0MPa，温度为162172），经液位控制阀减压到约0.3MPa，减压膨胀，使溶液中甲铵分解气化，所需热量由溶液自身供给，溶液温度降至120左右，气-液混合物进入精馏塔顶部，喷洒到精馏塔鲍尔环填料上。液体从底部流出，温度约110进入循环加热器，进行甲铵的分解和游离NH3及CO2的解吸，其热量由壳侧的低压蒸汽（美型和中荷型尿素装置利用高调水作为补充热源）提供。加热蒸汽压力由调节阀调节流量大小来控制。离开循环加热器的气液混合物在精馏塔分离段中气液相发生分离，分离后的尿液经液位调节阀进入闪蒸槽，尿液温度为135左右。分离出来的气体进入填料段与喷淋液逆流接触，进行传热传质，进一步吸收NH3及CO2。 离开精馏塔顶部的气体(NH3/CO2分子比为2左右)以及解吸回流泵送来的解吸冷凝液分别进入低压甲铵冷凝器冷凝。由于NH3/CO2分子比较低，达不到最佳冷凝，因而在低压甲铵冷凝器底部加入一定量由高压氨泵进口来的液氨，将NH3/CO2调整到2.02.5(分子比)的最佳冷凝工况（设有0.6MPa吸收塔的装置，因进入低压吸收系统的吸收液中氨浓度要高些，因此设计中未考虑向低压系统加氨）。甲铵的冷凝热及生成热由闭路循环的低压调温水带走。低压调温水在循环水泵、氨加热器（如果有）、低调水循环冷却器、低压甲铵冷凝器中密闭循环，其温度由进低调水循环冷却器的低调水主副线调节阀来调节，一般控制在50左右，低压调温水流量控制在约1200 m3/h。 出低压甲铵冷凝器的气液混合物（温度约71），进入低压甲铵冷凝器液位槽进行气液分离。分离出来的气体在低压洗涤器的填料层与工艺冷凝液泵打来的氨水（或来自0.6MPa吸收塔的吸收液）逆流相遇洗涤。为减少进入高压系统的水量和提高吸收效果，从低压洗涤器中抽出一部分溶液，经低压洗涤器循环泵增压、经低压洗涤器循环冷却器冷却后喷洒在低压洗涤器填料层上。在低压洗涤器中，经填料层吸收了NH3和CO2的溶液收集在其底层，除一部分由低压洗涤器循环泵打循环外，其余的由内部循环进入低压甲铵冷凝器。在低压洗涤器顶部出口管线上装有压力调节阀，使循环工序压力控制在0.25MPa(A)左右，未冷凝吸收的气体通过此阀与解吸水解系统回流冷凝器中未冷凝的气体一起送入常压吸收塔底部，在吸收塔填料层与吸收塔给料泵打来的氨水逆流接触，气体中少量的NH3、CO2被进一步吸收，未吸收的气体从顶部通过排气筒排入大气，吸收塔中的液体从塔底排至氨水槽。低压甲铵冷凝器液位槽中的甲铵液温度约72，经高压甲铵泵加压到约15.0MPa返回送到高压洗涤器。在甲铵泵出口设置旁路返回低压甲铵冷凝器，此旁路为开、停车时打循环使用。3.2.1.5 真空蒸发与造粒 进入闪蒸槽的尿素溶液在闪蒸槽内减压至约0.045MPa(A)，使甲铵再一次得到分解，NH3、CO2及相当数量的水从尿液中分离出来。这是一个绝热闪蒸过程，分离所需的热量由溶液本身提供。尿素溶液温度从135降至90左右。至此，气提塔出来的溶液经两次减压和循环加热处理，其中的NH3和CO2已基本被分离出来，尿液中尿素含量提高到72%75%(m/m)，进入尿液贮槽。闪蒸槽的真空度主要由一段蒸发喷射器的抽吸来维持。闪蒸出来的NH3、CO2和水进入闪蒸槽冷凝器冷凝，冷凝液进入氨水槽，其中未冷凝的气体，经调节阀与一段蒸发分离器的二次蒸气一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝。 尿液槽中的尿液经尿液泵送到一段蒸发加热器，尿液流量由设置在管道上的调节阀控制。一段蒸发加热器是直立管式加热器，尿液自下而上在管内流动，在真空抽吸下形成升膜式蒸发。蒸发所需热量由高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽（有些装置还同时使用二段蒸发加热器来的冷凝液）供给，其温度由温度调节器自动调节加热蒸汽压力来实现。汽液混合物进入一段蒸发分离器进行汽液分离。蒸发二次蒸汽从顶部出来与闪蒸槽冷凝器来的气体一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝，冷凝液进入氨水槽。在一段蒸发冷凝器中未冷凝的气体由一段蒸发喷射器抽出与二段蒸发第二冷凝器来的气体一起进入最终冷凝器中冷凝。一段蒸发的压力控制在0.030.04MPa(A)，其真空度由一段蒸发喷射器维持，并通过一段蒸发喷射器吸入管线上的压力调节阀调节空气吸入量及一段蒸发喷射器的蒸汽用量来控制。 一段蒸发出来的尿液浓度为95%(m/m)，温度为125130，通过“U”型管进入二段蒸发加热器，它也是一个直立管式换热器。尿液在管内进行升膜式蒸发，壳侧用0.8MPa蒸汽加热。二段蒸发压力为0.0030.004MPa(A)，其真空度由蒸发喷射器保持。从二段蒸发加热器出来的汽液混合物进入二段蒸发分离器进行汽液分离。分离后的气体由升压器抽出，压力升至0.012MP(A)，进入二段蒸发冷凝器，其冷凝液进入氨水槽，仍未冷凝气体由二段蒸发第一喷射器抽吸到二段蒸发第二冷凝器进一步冷凝，冷凝液进入氨水槽。没有冷凝的气体由二段蒸发第二喷射器抽出与一段蒸发喷射器抽来的气体一起进入最终冷凝器，冷凝液进入氨水槽，最终还没有冷凝的气体进入排气筒排入大气。蒸发系统所有喷射器均以自产低压蒸汽作为动力。 离开二段蒸发分离器的熔融尿素浓度为99.7%(m/m)，温度为136142，经熔融尿素泵送到造粒塔顶部的造粒喷头。在其管线上设置有一个三通阀，并构成一循环回路，当蒸发系统开、停车或发生故障时，熔融液可通过此循环回路返回尿液槽，俗称“蒸发打循环”。图3-6 尿液的真空蒸发与造粒流程熔融尿液由旋转喷头均匀地喷洒在造粒塔的截面上，其流量可通过熔融尿素泵出口管线上调节阀来控制。喷头旋转时，在离心力作用下喷洒成均匀的小液滴，自上而下，与从塔底自然通风进入的空气逆流相遇，液滴在下降过程中被冷却而固化。造粒塔底的颗粒尿素温度约60，由刮料机将尿素送入下料槽，并由塔底皮带机运送入散库贮存或直接输送到包装工序。中荷型尿素装置增设晶种造粒系统，用晶种造粒法来提高成品尿素的冲击强度。3.2.1.6 解吸与水解系统处理含氨工艺冷凝液的目的在于回收其中的NH3和CO2 （包括尿素中含有的NH3和CO2），使其返回尿素合成系统做原料，而含微量NH3和Ur的干净水则排放掉或另做它用（如锅炉水、循环冷却水的补充水等）。以Stamicarbon高温水解流程为例，说明含氨工艺冷凝液的工艺处理过程。来自真空浓缩系统的工艺冷凝液（其中含有少量的NH3、CO2和Ur）汇集在氨水槽中，用给料泵将工艺冷凝液经流量调节阀送到解吸塔热交换器与第二解吸塔底出来的排放液互相换热，加热到115送入第一解吸塔的第三块塔板上。工艺冷凝液在塔内自上而下流动，与含NH3和CO2的第二解吸塔的解吸气及水解塔来的二次蒸汽逆流相遇，工艺冷凝液中的大部NH3和CO2被加热解吸出来。解吸后的溶液从第一解吸塔底引出，经水解塔给料泵加压后与水解塔底部出来的水解液换热，加热到190以上，进入水解塔顶部塔板。第一解吸塔的液位由出液管上的调节阀自动控制。图3-7 Stamicarbon 高温水解流程在水解塔内，液体自上而下流动，而加热蒸汽由塔底送入提供水解反应所需热量。蒸汽量由流量调节阀阀位来控制。溶液与蒸汽逆流相遇，接触后产生的二次蒸汽由塔顶逸出进入第一解吸塔的第四块塔板（有些装置改造后，进气口位置有改变）。随液体温度上升，在1.81MPa压力和200下，尿素不断分解为NH3、CO2。从塔底出来的水解液中尿素的含量在5ppm以下，利用其自身压力，送入水解塔换热器，将热量传热给第一解吸塔出来的解吸液后进入第二解吸塔。液体在第二解塔内自上而下流动，与塔底引入的低压蒸汽逆流相遇，加入的蒸汽提供解吸所需的热量。蒸汽量由流量调节阀阀位来控制。解吸后的液体含NH3和Ur均在5ppm以下，从塔底部排出，经第一解塔换热器和废水冷却器换热，温度降至50以下后，经第一解吸塔液位控制阀排入地沟或作为干净的脱盐水被其它用水设备使用。 从第一解吸塔出来的气体，进入回流冷凝器冷凝，冷凝液经回流泵后大部分送入低压甲铵冷凝器，一部分回流到第一解吸塔顶部作为回流液，用以控制顶部解吸气的组分。在回流冷凝器中没有冷凝的气体经压力调节阀进入常压吸收塔进一步回收NH3和CO2，残余气体经排气筒排入大气。3.2.2 界区条件与消耗定额3.2.2.1 中荷型尿素装置界区条件与消耗定额3.2.2.1.1 界区条件1）氨项目纯度含水量H2+N2油含量压力温度指标99.5%(m/m)0.5%(m/m)0.2%(m/m)10mg/kg2.4MPa302）CO2项目纯度H2含量CO甲醇硫化物压力温度指标98.5%(V)1.0%(V)0.2%(V)300mL/m32mg/Nm30.064MPa303）冷却水项目氯离子入口温度出口温度污垢系数压力指标100mg/L32420.0004m2.h./kcal0.32MPa4）3.8MPa蒸汽项目压力MPa温度SiO2（ppb）电导（s/cm）氯离子中压蒸汽3.836036520100.5mg/L3.2.2.1.2 消耗定额（保证值）项目氨(100%纯度)二氧化碳(100%纯度)蒸汽(3.8MPa,365)电水消耗580kg770kg1500kg22kwh120m33.2.2.2 法型尿素装置界区条件与消耗定额3.2.2.2.1 界区条件（1）、原料液氨 压力： 1.08MPa（11kgf/cm2） 温度： -417 纯度： NH3 99.8%（质量） 油含量 8 mg/l 水含量 0.05%（质量） 流量： 41.324 t/h（100%NH3计）（2）、原料CO2气 压力： 0.020.027MPa（0.20.28kgf/cm2） 温度： 45 纯度： CO2 98.5%（V%），干基计 惰气含量 1.5% （V%），干基计 （其中H2<1.0% ） 硫化物（S） 8×10-6（或8 ppm） 水含量：在该压力温度下饱和 流量： 31232 Nm3/h（湿基） 或56t/h（100%CO2计）（3）、输入中压蒸汽 压力： 3.63 MPa（37kgf/cm2） 温度： 390 流量： 96.92 t/h（4）、输出低压蒸汽 压力： 0.294 MPa（3kgf/cm2） 温度： 192（5）、工业循环冷却水 压力： 0.294 MPa（3kgf/cm2） 温度： 进口 32， 出口 42 氯化物含量： CL 100×10-6（或100ppm） 污垢系数： 0.00126m2·h·/KJ 总流量： 8937 m3/ h3.2.2.2.2 消耗定额每吨颗粒尿素设计消耗定额（保证值）为： NH3（以100%计） 580kg CO2（以100%计） 770kg 蒸汽（ 以P =3.63 MPa，t=390蒸汽计） 1.44t 电力 10.07kwh 冷却水（t=10） 123.6t/h（增加工艺冷凝液深度水解后，动力消耗定额有所变化） 3.2.3 工艺特点斯塔米卡邦公司的CO2气提法尿素工艺发明于20世纪5060年代，第一套装置于1967年投产，因其流程短、投资省而在国际市场上占有一定的地位。该工艺合成塔顶部温度为183，底部为170，压力14.0MPa，二氧化碳转化率约60%，NH3/CO2=2.893.0。合成塔内最佳NH3/CO2不是从二氧化碳转化率最高来考虑的，而是从最低生产成本来考虑。二氧化碳气提法工艺的特点如下。.在尿素合成相同的压力下，气提塔内采用溶解性较小的二氧化碳气体作气提剂，因此。只设置了一个低压循环段，省去了传统水溶液全循环法的1.67MPa（17kgf/cm2）中压分解吸收段，克服了由于逐级降压分解、逐级冷凝吸收而设置的庞大的循环系统的缺点，且气提塔操作温度较低（低部约170），工艺条件、腐蚀等比较柔和。.选用了各种尿素生产专利技术中最低反应压力、温度和氨碳比（摩尔比），即13.73 MPa（140kgf/cm2），183，NH3/CO2=2.87。全系统中循环物料量较小，因而动力、蒸汽、冷却水消耗量较低；.二氧化碳气提法实质上是采用两段合成，即液氨和气体二氧化碳生成甲铵的放热反应是在高压甲铵冷凝器中进行的。可回收热量以副产蒸汽。甲铵的脱水反应在合成塔内进行。由于甲铵生成热在高压冷凝器中已被导出，从而合成塔的自热平衡，不需要加入更多的过量氨来维持。入合成塔物料的减少，使合成塔的容积得到充分利用。提高了热能和塔的利用率。.高压系统的合成塔、气提塔和高压甲铵冷凝器等三个设备的物料是靠重力自行循环的，减少了设备，简化了流程。但需要设置一个约76m高的高深框架；.CO2气提法高压合成尾气存在着燃烧、爆炸的危险性（中荷尿素装置除外），为此增设了0.59MPa（6kgf/cm2）中压吸收塔及吸收系统；(6)热利用好。全厂蒸汽按压力分为六个等级。由于蒸汽分级使用，并尽量利用各级冷凝液的闪蒸蒸汽，热利用好，体现了按质用能的原则。3.3 Snamprogetti 氨气提法尿素工艺意大利斯纳姆普罗盖蒂(Snamprogetti)公司创立于1956年，在60年代初开始尿素生产的研究。1966年第一个建成以氨做为气提气的日产70吨的尿素装置。 早期第一代氨气提法尿素装置，设备采用框架式立体布置，氨直接加入气提塔底部。在70年代中期，改进了设计，设备改为平面布置。而且也不向气提塔直接加入氨气，这就是所谓的自气提工艺或称为第二代氨气提工艺，是目前采用的方法。3.3.1 工艺流程图3-8 氨气提工艺方块图斯纳姆氨气提法尿素工艺由以下几个主要工序组成：1） CO2气体的压缩；2） 液氨的加压；3） 高压合成与氨气提回收；4） 中压分解与循环回收5） 低压分解与循环回收6） 中、低压分解与循环回收7） 真空蒸发与造粒8） 解吸与水解系统各工序之间的关系可用图3-8表示。氨气提法尿素生产工艺流程图如图3-9所示。3.3.1.1原料的压缩由尿素界区外合成氨装置送来的压力约为0.05MPa的CO2气体，加入少量工艺空气（防腐空气）后进入汽轮机驱动的离心式CO2压缩机，加压至15.9 MPa送入尿素合成塔R-1。由合成氨装置送来的液氨，经计量后进入液氨储槽V-5，用液氨升压泵P-5（电机驱动的单级离心泵）将液氨从V-5分两路送出：一路送入高压氨泵P-1；另一路送至中压吸收塔C-1。泵P-1为高速离心泵，将液氨加压至2.1 MPa，送往高压液氨预热器E-7，用低压蒸汽冷凝液预热后送入甲铵喷射泵，作为驱动流体，将来自甲铵分离器V-1的甲铵液升压至合成塔压力，氨与甲铵液的混合物进入尿素合成塔R-1，与进塔的CO2进行反应。56图3-9 氨气提法尿素生产工艺流程图C-1中压吸收塔 C-2解吸塔 E-1气提塔 E-2中压分解器 E-3低压分解器 E-4真空浓缩器 E-5高压甲铵冷凝器 E-6高压甲铵预热器 E-7高压液氨预热器 E-8低压甲铵冷凝器 E-9氨冷凝器 E-10中压冷凝器 E-11中压氨吸收器 E-12低压氨吸收器 E-14一段真空蒸发器 E-15二段真空蒸发器 E-17解吸塔顶冷凝器 E-1解吸塔废水换热器 E-19水解塔预热器K-1CO2压缩机 L-1甲铵喷射泵 L-4造粒塔 L-5造粒器 P-1高压氨泵 P-2高压甲铵泵 P-3中压碳铵液泵 P-5液氨升压泵 P-6尿液泵 P-7氨水泵 P-8熔融尿素泵 P-9尿液回收泵 P-14工艺冷凝液泵 P-15解吸塔回流泵 P-16水解器给料泵 P-18碳铵液回收泵 P19尿素闭路排放回收泵 R-1尿素合成塔 R-2水解器 T-1尿液储槽 T-2工艺冷凝液储槽 T-3尿素闭路排放槽 T-4碳铵液闭路排放槽 V-1甲铵分离器 V-2中压分解分离器 V-3低压分解分离器 V-4真空浓缩分离器 V-5液氨储槽 V-6碳铵液储槽 V-7一段蒸发分离器 V-8二段蒸发分离器 V-9回流槽3.3.1.2 尿素的合成和高压回收 由合成氨厂送来的约0.105MPa(A)，40的二氧化碳，加入少量空气后进入离心式二氧化碳压缩机K-1。加压到 16MPa(A)送入尿素合成塔Rl。 由合成氨厂来的液氨，经过计量后进入液氨贮槽V-5。用液氨升压泵P-5将液氨从液氨贮槽分两路送出：一路到高压液氨泵P-1入口；另一路到中压吸收塔C-1。液氨升压泵为单级离心式，由电机驱动，其压差为06MPa。高压液氨泵为高速离心泵。将液氨加压到22MPa(A)。送往高压液氨预热器E-7，用低压蒸汽冷凝液预热。预热后的液氨做为甲铵喷射泵L-1的驱动流体，利用其过量压头，将甲铵分离器Vl压力稍低的甲铵液，升压到尿素合成塔压力。氨与甲铵的混合液进入尿素合成塔与进塔的二氧化碳进行反应。 合成条件为： 温度=188 压力=156MPa(A) NH3/CO2=3.6(摩尔比) H2O/CO2=0.60.7(摩尔比) 合成塔内设有塔板，以防止物料返混，保证停留时间均匀，提高转化率和生产强度。 出合成塔的反应物到气提塔El。气提塔是一个降膜式加热器。所需热量由2.4MPa(A)的饱和蒸汽供给。合成塔的反应产物，在气提管呈膜状向下流动时被加热，由于氨自溶液中沸腾逸出所起的气提作用，使溶液中的二氧化碳含量下降，气提塔顶部的馏出气和经过高压甲铵泵P-2加压的，来自中压吸收塔的并经过高压甲铵预热器E-6预热过的甲铵液，全部进入高压甲铵冷凝器E-5。在高压甲铵冷凝器中，除少量惰性气体外，全部混合物均被冷凝，汽液混合物在甲铵分离器V-1中分离，甲铵液由喷射泵送往合成塔。从甲铵分离器顶部出来的不凝气体，其中主要组分是惰性气，但也含有少量在冷凝器内未反应的氨和二氧化碳，把这些不凝气减压后，送往中压分解器E-2的底部。在高压甲铵冷凝器E-5内，高压高温的气体冷凝时，可产生0.45MPa(A)的蒸汽。3.3.1.2 中、低压分解与循环回收采取压力为1.8MPa(A)和 0.45MPa(A)两级分解和循环回收工艺。由气提塔E-1底部排出的残余二氧化碳含量较低的溶液，减压膨胀到1.8MPa(A)，进入降膜式中压分解器E-2。在此，溶液中尚未分解的甲铵进一步分解，并增加底部溶液的尿素浓度。 中压分解器分为两部分：顶部为分离器V-2，在溶液进入管束之前，在分离器中先释放出闪蒸汽，然后进入管束；下部管束为分解段，残余甲铵在此进行分解。这一反应所需热量，在分解段下部壳程由来自气提塔的2.2MPa(表)冷凝液提供，在分解段的上部壳程由0.6MPa(A)，158的蒸汽提供。在开停车时，可以用2.4MPa(A)的蒸汽作为加热热源。在分解段列管顶部有液体分布器，使溶液在管的内壁形成均匀的液膜。底部排出液的温度为156，压力1.8MPa(A)，含氨量为67(m/m)，二氧化碳为1.02.0(m/m)。从顶部分离器V-2排出的含富氨和二氧化碳的气体，送往真空浓缩器E-4壳程。在那里被由碳铵液贮槽V-6来的碳铵液部分地吸收冷凝。这些吸收和冷凝的热量，被用来蒸发尿素溶液的水分，以节省蒸汽。真空浓缩器壳侧的汽-液混合物，在中压冷凝器E-10中最终冷凝。这部分低位的吸收和冷凝热用冷却水移走。在这个冷凝器中，二氧化碳几乎全部被吸收。从中压冷凝器来的气-液混合物，进入中压吸收塔C-1的下部。从溶液中分离出来的气相，进入上部精馏段，精馏段为泡罩型塔板，在此，残余的二氧化碳被吸收，氨被精馏。用纯净的液氨作塔盘的回流液，以清除惰性气中的二氧化碳和水。回流氨是用液氨升压泵P-5从液氨贮槽V-5抽出送到中压吸收塔的。塔底的甲铵液经高压甲铵泵P-2加压，再经高压甲铵预热器E-6预