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清洁生产专项资金应用示范项目可行性计划书.doc 全文免费在线看-免费阅读-max文档投稿赚钱网 44页
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######股份有限公司
清洁生产专项资金应用示范项目
二〇一〇年四月
一、清洁生产专项资金申请报告正文部分
1、项目申报承诺书 1
2、清洁生产项目汇总表 2
3、企业基本情况 3
3.1企业基本情况表 3
3.2公司简介及清洁生产审核情况 4
4、项目基本情况表 6
5、示范技术来源及示范效果分析 7
5.1二氧化碳回收用作造气气化剂技术改造项目 7
5.2合成氨系统清洁生产改造项目 13
5.3 项目改造实施方案 25
6、项目实施条件及项目进展 35
6.1项目资金来源、土地、环评等配套设施 35
6.2项目建设周期 35
6.3项目进展情况 36
二、清洁生产专项资金申请报告附件部分
1.项目可行性研究报告
2.企业营业执照副本
3.项目备案证
4.####省环保局对项目环境影响报告表的批复
5.股份公司土地证
6.土地使用说明
7.资金存款证明
8.清洁生产审核验收证明材料
9. 近三年公司的资产负债表、利润表、现金流量表
10. 专利申请受理通知书
1、项目申报承诺书
本次申报的#####股份有限公司清洁生产专项资金应用示范项目包括两部分，分别为二氧化碳回收用作造气气化剂技术改造及合成氨系统清洁生产技术改造，其中二氧化碳回收用作造气气化剂技术改造，减少二氧化碳排放，并减少蒸汽的使用；合成氨系统清洁生产技术改造真正做到清洁生产，减少废气、废渣的排放，并增产蒸汽。此次改造项目也正是实施节能减排的一个重要措施，我公司承诺该改造内容真实可靠。
企业法人代表：#####
二〇一〇年四月
2、清洁生产项目汇总表
序号 项目申报单位 项目名称 项目简介、技术来源及推荐理由 建设周期 项目类别 是否获得过中央财政其它支持 是否已申报国家其他部门中央财政资金 项目总投资(万元) 备注
名称 所属行业分类及代码
2613 清洁生产专项资金应用示范项目 1、二氧化碳回收用作造气气化剂技术改造：拟建设规模为年回收利用CO25000万m3，替代造气车间原有消耗的水蒸气，达到节能降耗的目的，具体为型煤气化改造、变换改造、脱碳改造、压缩机改造。本技术属于消化吸收并创新开发，已在公司进行一系列中小规模的工业化试验，达到了预期效果，并掌握了大量运行数据。
2、合成氨系统清洁生产技术改造：①建设一套以原有吹风气、合成弛放气，并新利用造气炉渣、烟道灰以及造气循环水沉渣等三废为燃料的三废混燃炉，改造后每小时综合利用废渣11吨，年多产蒸汽31.2万吨，减少21386吨烟尘排放。项目采用山东临沂正大热能研究所的三废混燃炉技术；②在原有厂区建设一套8-2-3-2变温变压吸附吹扫流程提氢装置，充分回收脱碳闪蒸气中合成氨有效气体生产液氨，并利用吹扫流程克服原有变压吸附抽真空再生消耗的大量电能。本改造采用成都天立化工科技有限公司变温变压吸附吹扫流程提氢技术。
上述项目被国家工信部列入《氮肥行业清洁生产技术推行方案》，并要求进一步推广扩大应用范围。 一年 应用示范项目 否 否
3.1企业基本情况表
单位：万元
企业名称 #######化工股份有限公司 法定代表人 #####
注册类型 股份有限公司 职工人数（人） 2403 其中：技术人员（人） 645
隶属关系 地方 银行信用等级 AAA 有无国家认定的技术中心 有
企业总资产 465567 固定资产原值 253934 固定资产
净值 127898 资产
负债率 66%
企业贷款余额 193650 其中：中长期贷款余额 96750 短期贷款余额 96900
主要产品生产能力，国内市场占有率，改造前一年水、能源及相关资源消费量 1、主要产品生产能力：合成氨40万吨/年、尿素65万吨/年、离子膜烧碱12万吨/年、季戊四醇8万吨/年、甲醛20万吨/年、甲醇10万吨/年；2、市场占有率：季戊四醇国内市场占有率为80%，尿素国内市场占有率为8%左右；3、能源及资源消耗量：2009年消耗无烟煤75万吨、电9.2亿度，蒸汽消耗138万吨。
年度（近三年）
企业经营情况 2007年
2008年 2009年 备注
销售收入 049 206629 　
3.2公司简介及清洁生产审核情况
正在加载中，请稍后...尿素生产工艺及技术特点
&&&&尿素生产工艺及技术特点 3.1 概述当代尿素生产，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。尿 素 合 成 反 应 合成反应液 分 离 过 程 尿素溶液 的浓缩 含氨工艺 冷凝液 工艺冷凝液处理co2 压 co2 压缩 缩 液 nh2造 粒 与 产 品 输 送甲铵液 回反应系统 未反应物回收 （生成甲铵液）图 3-1尿素生产基本流程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。1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。3.2stamicarbon 二氧化碳气提法尿素工艺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。图 3-2 co2 气提工艺方块图2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× -6。 10 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。 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，高压甲铵冷凝器 合成塔 高压洗涤器液 相 加 气 相 物 料 总 nh3/co2( 摩 尔 比 ) 约 为 2.9，温度为 165℃~170℃。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nh3 气提塔co2图 3-3 co2 气提法高压圈流程3塔顶，设计停留时间约 1 小时。二氧化碳转化率可达 56~58%，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 183℃~185℃，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 180℃~185℃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 183℃~185℃，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。4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 120～130℃。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 1.0~1.2mpa，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。 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n1 n2液氨v3高压尾气 来自高压甲铵泵高压洗涤器 v4 合成塔 n7 n6 高压甲铵冷凝器常有足够的液体 来满 足 高压喷射器的吸入要求， 而不必为高压洗 涤器 设n3v5 n4气提塔n5 v1二氧化碳 图 3-4 带排放管线的高压系统流程v6去低压系统 5v2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=1~7）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 从气提塔出来的反应混合物（压力约 14.0mpa，温度为 162～172℃） ，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回氨水槽 来自氨水槽 来自解吸系 统回流冷凝 器的尾气 低压吸收系统尾气 进常压吸收塔 补充吸收液 尾气进放空筒吸收液 循环与冷却 液面槽顶部，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（美型和中加热蒸汽 来自气提塔 尿液去闪蒸槽 来自解吸系统 回流冷凝液调温水系统 低压分解塔 低压冷凝 吸收系统甲铵液 去高压洗涤器高压甲铵泵循环加热器图 3-5 低压分解与循环回收系统6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 2.0～2.5(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、 2 被进一 co 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7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 0.03～0.04mpa(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 125~130℃，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 0.003～0.004mpa(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 136～142℃，经8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” 。 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冷凝器 注：stl指低压蒸汽，做 喷射器的动力汽 喷射器 stl 冷凝器 stl 冷凝器 造粒喷头 尿液循环管线 冲洗水冷凝器口管线上调节阀来控制。 喷头stl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℃，由刮闪蒸槽 stl冷凝器升压器造粒塔尿液来自精 馏塔氨水槽 stlstl8蒸发一段 蒸发二段 刮料机尿液槽塔下皮带 尿液泵 熔融尿液泵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。图 3-6 尿液的真空蒸发与造粒流程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9阀 自 动 控制。 在水 解塔内， 液 体 自 上 而 下cw 第一解吸塔 水解塔 去常压吸收塔流动，而 加 热 蒸 汽 由 塔回流冷凝器水解液换热器第二解吸塔 stm底 送 入 提 供 水 解 反 应 所 需 热 量。蒸汽 量 由 流回流液 去低压甲铵冷凝器回流泵stl解吸塔进料换热器来自氨水槽解吸塔给料泵水解塔给料泵图 3-7stamicarbon 高温水解流程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 nh 3 、co 2 。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。10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 指标 纯度≥99.5%(m/m)含水量≤0.5%(m/m)h2+n2≤0.2%(m/m)油含量≤10mg/kg压力2.4mpa温度30℃2）co2项目 指标 纯度≥98.5%(v)h2 含量≤1.0%(v)co≤0.2%(v)甲醇≤300ml/m3硫化物≤2mg/nm3压力0.064mpa温度30℃3）冷却水项目 指标 氯离子≤100mg/l入口温度≤32℃出口温度≤42℃污垢系数≤0.0004m .h.℃/kcal2压力≥0.32mpa4）3.8mpa 蒸汽项目中压蒸汽压力 mpa3.8温度℃360～365sio2（ppb）≯20电导（μ s/cm）≯10氯离子≤0.5mg/l3.2.2.1.2 消耗定额（保证值）项目 消耗 氨 (100%纯度) 580kg 二氧化碳 (100%纯度) 770kg 蒸汽 (3.8mpa,365℃) 1500kg 电 22kwh 水 120m33.2.2.2 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： -4～17℃ 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： 0.02～0.027mpa（0.2～0.28kgf/cm2） 温度： 45℃ 纯度： co2 ≥98.5%（v%） ，干基计 惰气含量 ≤1.5% （v%） ，干基计11（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/ h 3.2.2.2.2 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（δ 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 50~60 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=2.89~3.0。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。 ⑴.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12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。 ⑵.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； ⑶.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。 ⑷.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； ⑸.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。3.3snamprogetti 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。 70 年代中 在 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 工艺流程液氨 co2液氨加压co2压缩回 氨收 和未 反 应尿素合成氨气自气提回 收 未 反 应 氨co2高压甲铵泵中压分解与 循环回收液氨加压斯纳姆氨气提法尿素工艺由以下几个主要工 序组成：中压甲铵泵 低压分解与 循环回收蒸发造粒13成品尿素图 3-8 氨气提工艺方块图1） 2） 3） 4） 5） 6） 7） 8）co2 气体的压缩； 液氨的加压； 高压合成与氨气提回收； 中压分解与循环回收 低压分解与循环回收 中、低压分解与循环回收 真空蒸发与造粒 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。14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-1—co2 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 15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 r—l。 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 0．6mpa。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 v—l 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=15．6mpa(a) nh3/co2=3.6(摩尔比) h2o/co2=0.6～0.7(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 e—l。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16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 6～ 7％(m/m)，二氧化碳为 1.0％～2.0％(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 预热后，返回到合成部分的高压甲铵冷凝器 e-5。 带有(20~100)×10-6 叫二氧化碳和惰性气体的气氨，由中压吸收塔 c-1 精馏段 顶出来，在氨冷凝器 e-9 中冷凝。被冷凝的液氨和含有氨的惰性气体，送往液氨 贮槽 v-5；含有饱和氨的惰性气体，被送往降膜式的中压氨吸收塔 e-11。在这里 与冷凝液逆流接触，将气氨回收。吸收热被冷却水移走。塔底的氨水溶液，经氨 水泵 p-7 返回到中压吸收塔精馏段，惰性气体放空。 离开中压分解器 e-2 底部的溶液被减压到 0.45mpa(a)，并进入降膜式低压分 解器 e-3。此设备分为两部分：顶部为分离器 v-3，释放出的闪蒸汽，在溶液进入 管束之前，在此被分离；而后溶液进入下部管束。残留的甲铵在此被分解。底部 出液中氨含量在 i.0％～2.0%(m/m)，二氧化碳含量在 0.3%～1.1％(m/m)。所需热 量由 0.45mpa(a)的饱和蒸汽供给。底部排出液的温度为 138℃。 离开分离器 v-3 顶部的气体与经解吸塔回流泵 p-15 送来的解吸冷凝液汇合，17首先被送往高压甲铵预热器 e-6，在这里被部分地吸收和冷凝，然后进入低压甲铵 冷凝器 e-8。剩余的吸收热和冷凝热被冷却水带走。冷凝液送入碳铵液贮槽 v-6。 惰性气体在低压氨吸收器 e-12 中被洗涤后排放。此气体实际已不含氨。用中压穆 铵液泵 p-3 从碳铵液贮槽将碳铵液与中压分解气汇合，送到真空浓缩器 e-4 壳侧。 3.3.1.3 尿素的浓缩与造粒 由低压分解器底部来的溶液， 减压到 0.035mpa(a)进入降膜式真空浓缩器 e-4， 在此进一步提高送往蒸发部分的尿液浓度。此设备分为两部分：顶部分离器 v-4， 释放出的闪蒸汽在溶液进入管束之前，在此被分离并送往真空系统冷凝。下部列 管式真空浓缩器 e-4。溶液进入真空浓缩器 e-4，最后残留的甲铵在此被分解。底 部尿液浓度由 70％上升到 85％。所需热量由来自中压分解分离器顶部的气体与中 压碳铵液泵 p-3 送来的碳铵液在此汇合进行吸收冷凝的冷凝热供给，以节省蒸汽。 底部尿液通过尿素溶液泵 p-6 送往真空部分。 尿素真空浓缩与造粒的流程与二氧化碳气提法相同，只是设备结构稍有差异。 这部分不赘述。 3.3.1.4 解吸和水解系统 斯纳姆公司也采用高温水解流程，与 stamicarbon 的流程相同，但该公司的水 解塔为卧式塔，操作压力和温度比 stamicarbon 的高，分别为 3.43mpa、230℃， 因此水解塔的体积也小些。 来自真空系统的含有氨和二氧化碳的水，收集在工艺冷凝液槽 t-2 中。收集在 碳铵液闭路排放槽 t-4 的碳铵液，用碳铵液回收泵 p-18 送往工艺冷凝液槽中。在 工艺冷凝贮槽中的工艺冷凝液，用工艺冷凝液泵 p-14 经解吸塔废水换热器 e-18 预热后，送往解吸塔 c-2。此塔的操作压力为 0.45mpa(a)。解吸塔分为两个部分， 下塔由 35 块塔板组成，上塔由 20 块塔板组成。上下塔之间安装有一块升气管塔 盘。工艺冷凝液经解吸塔废水换热器被塔底流出的净化水预热后，从第 45 块塔板 进料。含有水、尿素和少量氨和二氧化碳的工艺冷凝液，在上塔初步气提后，用 水解器给料泵 p-16，经水解器预热器 e-19，被水解器出来的溶液预热后，送到水 解器 r-2。在水解器用 2.3mpa(a)以上的蒸汽，使尿素全部水解成氨和二氧化碳。 由水解器出来的气体减压后进入解吸塔上部，与解吸塔出气汇合，进入解吸塔顶 冷凝器 e-17 冷凝。冷凝液到回流槽 v-9，用解吸塔回流泵 p-15 一路送解吸塔顶作 回流液，另一路去高压甲铵预热器与低压分离器分离出的气体混合，在此冷凝以18预热高压甲铵液。水解后的液体，经水解器预热器 e-19 换热后，进入解吸塔下塔 顶部。下塔利用通入低压饱和蒸汽的再沸器，进一步解吸出氨和二氧化碳。由解 吸塔下塔底部出来的净化废水，与进解吸塔的工艺冷凝液换热后，送出尿素界区 可做锅炉给水。3.3.2 消耗定额 设计指标(以 1 吨尿素计)项目 消耗 氨 570kg 二氧化碳 740kg 蒸汽(3.8mpa,365℃) 970kg 电 26.5kwh 水 99m33.3.4 工艺特点 斯那姆氨气提尿素工艺，是一种以氨为气提剂的全循环气提法。利用出合成塔 溶液中所含过量氨，在操作压力与合成塔相同的，并用蒸汽加热的降膜换热器(气 提塔)中，把二氧化碳气提出来。气提出来的二氧化碳和氨，在操作压力与合成塔 相同的甲铵冷凝器中重新合成为氨基甲酸铵，而后再送回合成塔转化成尿素。 这种设计的综合效果是：氨和二氧化碳在尿素高压系统中循环。对于任何组分 都不必设泵加压。而在传统全循环法工艺中，氨和二氧化碳都是在降低压力时和 尿液分离的，被水吸收变成甲铵后用泵加压返回合成塔。 在氨气提法工艺中，二氧化碳进料量的 85％左右在高压合成回路中循环。只 有余下大约 15％的二氧化碳以甲铵液的形式用泵加压返回合成塔。这样就大大减 少了向高压系统用泵输送氨和甲铵液所需动力。 由于甲铵冷凝器的操作温度很高，足以利用气相冷凝放出的热量来发生蒸汽， 以供流程中的许多部位使用，节省外来蒸汽耗量。此外，返回尿素合成塔的甲铵 液温度，比传统流程中从低压系统来的物料温度高得多。从而减少了为把低温物 流加热到合成塔操作温度所需要的供热量。 气提塔和整个尿素高压系统，存在有大量过量氨,使腐蚀问题减到最轻程度。 由于过量氨量大，钝化用氧气量可减到最小,使惰性气体浓度降低，从而提高了转 化率。同时惰性气体放空时，带走的氨损失量也将减少。还避免了因存在过量氧 而会形成爆炸件混合气的问题。 高压回路过量氨高，气提塔又采用钛材，气提塔的操作温度可以超过 200℃，19从而使高压回路中的分解率高。同时高压回路可以连续几天封塔保压。加上分解 工段广泛采用降膜换热器，因而尿素溶液在装置内的存量减到最小，且不必排放。 减少了排放液所带来的氨损失和对环境的污染。 采用以液氨作动力的甲铵喷射泵，使甲铵液在高压回路中循环，因而主要设备 可采用平面布置。节省基建投资，便于安装和设备维修。3.4 节资节能型（aces）尿素装置工艺简述3.4.1 工艺流程简述 aces 是 advanced cost energy saving process 的缩写。意思是“节约投资 降低能耗”的工艺。aces 法工艺包括尿素合成和高压回收，尿液的净化和中低压 回收，尿液浓缩和造粒等工序。其工艺流程如图 3-10 所示。 （1） 、尿素合成和高压回收 尿素高压合成与回收系统主要由 1 台尿素合成塔、1 台气提塔、2 台甲铵冷图 3-101—co2 压缩机 2—合成塔 7—中压分解塔 12—低压吸收塔 8—甲铵泵tec—mtc 公司 aces 法工艺流程图4—甲铵冷凝器 5—洗涤塔 10—低压分解塔 6—液氨泵3—气提塔9—中压吸收塔11—中压吸收泵 16—工艺冷凝液泵13—真空浓缩器14—蒸发器15—熔融尿素泵17—工艺冷凝液解吸塔 18—解吸塔换热器 21—表面冷凝器 22—尿液泵19—粒化塔20—真空喷射器20凝器和 1 台洗涤塔组成。合成塔的操作条件是： 压力 p 为 17.5mpa ；温度 t=190℃ ；nh3/co2=4（摩尔比） h2o/co2=0.6（摩尔比） ； co2 转化率为 68%。 液氨经液氨泵加压后直送尿素合成塔，co2 气作为气提剂，由 co2 压缩机送到 气提塔底部，一部分 co2 从压缩机段间抽出送至低压分解塔，用以调节氨碳比，使 之便于吸收。 离开合成塔的合成液进入气提塔顶部。气提塔上段设有三块筛板，下段为一 降膜式加热器。合成液先在上段与塔底进入的气体逆流接触，进行绝热气提，使 合成液中的氨碳比从 4 降至 3.1，分离出大部分过剩氨后，再流入下段加热器，通 过 co2 的气提和壳侧 2.4 mpa 蒸汽加热作用，来分解甲铵和逸出过剩氨。出气提塔 的尿液中氨含量约为 12%，co2 含量约为 14%（质量） 。 出气提塔顶的气体，进入两个并联的高压甲铵冷凝器，分别由来自洗涤塔及 中压吸收塔的冷凝液冷凝吸收，甲铵的生成合氨冷凝所产生的反应热，在第一甲 铵冷凝器中副产 0.4 mpa 的低压蒸汽，在第二甲铵冷凝器中，用来加热来自气提 塔并经减压至 1.7 mpa 的尿素溶液。离开甲铵冷凝器的气液混合物靠重力循环返 回合成塔。合成尾气从合成塔排至洗涤塔，回收其中的氨和 co2。离开洗涤塔的惰 性气体减压后进入中压分解塔，其中的氧气作为钝化剂，其它惰性气体又作为气 提剂。 （2） 、尿液的净化和低压回收 离开气提塔底部的尿液，分别在 1.7 mpa 及 0.1 mpa 压力下。经过串联的中 压分解塔和低压分解塔，进一步提纯净化。从尿液中分解、分离出来的氨和 co2， 在两级压力与中、低压分解塔相一致的中压吸收塔及低压吸收塔中回收并返回高 压合成系统。中压吸收塔中的甲铵生成热和氨冷凝热，直接用来蒸发真空浓缩器 中尿液的水分，以节省额外的能量输入。由于 aces 法采用两级分解、两级吸收流 程，提高了装置的操作弹性，并有效地回收了热量。 （3） 、尿液的浓缩和造粒 尿液送入真空浓缩器，在 0.061mpa（绝） 〔430mmh2o（绝） 〕下绝热闪蒸，尿 液浓度提高至 70.5%（质量） 。相继利用中压吸收塔的甲铵生成热和氨冷凝热加热， 将尿液浓缩至 84%（质量） ，之后根据最终产品加工的方法不同，采用一级真空蒸21发或两级真空蒸发，将尿液进一步蒸发浓缩。 尿液蒸发产生的水蒸汽，在表面冷凝器中冷凝成工艺冷凝液。一部分作为回 收工段的吸收剂。另一部分经工艺冷凝液处理系统处理后，排出尿素界区。 尿素熔融液，在成品工段通过造粒塔或造粒器加工成成品。3.4.2 公用工程消耗（以吨尿素计） 蒸汽：输入 2.4mpa 输出 0.4mpa 电 冷却水 3.4.3 工艺特点 （1） 、采用了较低的合成压力 该工艺在合成塔内设置折流板，避免物料返混，提高了 co2 转化率，实现了高 氨碳比的较低压力下操作，压缩机所需能量减少，甲铵液返回合成高压圈的循环 量较低，同样降低了能量。 （2） 、采用新型结构的气提塔，气提效率高。气提塔分上段塔板，下段为降 膜式加热器，通过塔板调节溶液氨碳比，可适应对含有较多过剩氨的、高转化率 尿液的 co2 气提，以获得较高的气提效率，使气提后尿液中氨的残留量较低。 （3） 、有效并充分地回收利用热量 该工艺并联设置了两个甲铵冷凝器，其中之一，来自气提塔的尿液直接同甲 铵液进行热交换，另一个副产低压蒸汽，用于后续工段。 （4） 、除高压 co2 气提外，同时以部分 co2 从压缩机段间引出，在低压分解工 段进行低压气提，而后以溶液的形式返回合成塔，这样既可以提高低压分解效率， 又可以减少压缩机的功耗。 121kwh 51t 570kg 90kg3.5 蒙特爱迪生等压双循环（idr）法尿素装置工艺简述3.5.1 工艺流程简述 等压双循环（idr）工艺是意大利蒙特爱迪生集团公司（montedison group） 于 70 年代末开发的尿素新工艺。该法工艺流程主要包括：尿素合成和高压回收， 尿液净化和中低压回收，尿液浓缩和造粒，气体、液体排除物的处理等。流程如22图 3-11 所示。 （1）尿素合成和高压回收 自合成氨厂来的 co2 经液滴分离后， co2 压缩机加压至 189mpa、 由 温度约 125℃， 进入高压合成系统的第二气提塔 e2。 自合成氨厂来的液氨经高压液氨泵加压至 19.4mpa，并经加热至 140℃，约有 40～45%的液氨送至合成塔 r1 的上段，其余的液氨经液氨预热器，用来自中压蒸汽 减温器 d2 的冷凝液预热至 180℃，约有总量 40%的液氨，经流量调节阀送至图 3-11c1—解吸塔 c403—惰性气体洗涤器等压双循环（idr）工艺流程图c702—最终洗涤器 d1—高压甲铵分离器 d5—h2o2 储槽c405—精馏塔d2—中压蒸汽减温器d3—低压蒸汽减温器d4—一段蒸发分离器e1—第一气提塔 e2—第二气提塔e3—第一高压甲铵冷凝器e4—第二高压甲铵冷凝器e5a、 e5b 、e5c、e5d、e5dbis—氨预热器 e7—中压分解加热器（上段） e8—中压甲铵冷凝器 e9—闪蒸汽冷凝器 e12—回流冷凝器 e13— 二段蒸发冷凝器 e10—热回收器 e11—解吸液换热器 e15—预冷凝器e14—二段蒸发中间冷凝器e16—二段蒸发加热器 g1a/s—解吸液泵 g2a/s—调温水泵 g4—计量泵 h401—中压分解加热器（下段） h404—调温水冷却器g3—熔融尿素泵 h405—低压分解加热器 h509—冷h407、h408—低压循环第一、第二冷凝器 h501—一段蒸发加热器 凝器 h702—热回收器 p404—低压甲铵泵 p101—co2 压缩机 p203—高压液氨泵h503、h507—一段蒸发冷凝器p2a/s—空气压缩机 p401—高压甲铵泵p407—浓氨水泵p501—尿液泵p512—闪蒸冷凝液泵p701、p702—蒸发冷凝液泵 r1—合成塔 r2—水解器 s403、 s405—汽液分离器 s503—二段蒸发分离器 v403、v404—液位槽 v405—闪蒸槽 v408—惰性气体洗涤器液位槽v501—尿液储槽v502、v504—水封槽 v701—氨水槽23合成塔的下段，余下的 20%～15%的液氨再经氨预热器加热至 205℃，经流量调节 器送到第一气提塔 e1 的底部。 合成塔由隔板分成上下两段，上段设九块塔板，下段设四块塔板。进入上段 底部的物料有液氨（占总氨量的 40～45%） 、循环甲铵液和氨气提塔来的气体，穿 过多层塔板上升至塔顶，再经降液管流到下段的底部。合成塔下段送入的占总量 40%的液氨，以提高氨碳比，增加转化率，自下而上的继续参加反应后，从流出口 引出。 合成塔的操作条件是： 温度为 185℃； nh3/co2（摩尔比） 4； ： 压力为 189mpa； h2o/co2（摩尔比） ：0.58。出合成塔的熔融液进入第一气提塔 e1，分配至气提塔的管束中，与从塔底送 入作为气提气的占总量 15%～20%的新鲜氨逆流接触，促进甲铵的分解。e1 壳侧注 入一定量的 2.5 mpa 饱和蒸汽，以提供甲铵分解所需的热量。从塔顶引出的气体 循环返回合成塔上段，并冷凝以保持合成塔的反应温度。温度的精确控制是通过 调节氨的预热温度来实现。出 e1 的液体，经液位调节阀进入第二气提塔 e2，用 co2 作气提气，而且壳侧通入 2.5 mpa 饱和蒸汽加热，使大部分残留的氨被蒸馏出来。 气提后的溶液中含 co214%，含氨 13.5%（质量） ，并送至净化工段。 从 e2 引出的气体与合成塔的部分尾气和来自中压甲铵冷凝器的甲铵液一起送 至第一高压甲铵冷凝器 e3。 大部分氨和 co2 冷凝生成甲铵。 e3 内装有甲铵喷射泵， 在 以加大器内溶液的循环量，提高传热效率。反应热用来副产 0.6 mpa 饱和蒸汽用 于后续工段，多余蒸汽送出界区。出冷凝器的气液混合物，进入高压甲铵分离器 d1 的下段。甲铵液靠重力流入合成塔上段的底部。d1 分离出来的气体与合成塔部分 尾气一起在第二甲铵冷凝器 e4 内冷却并部分冷凝。e4 还引入一小部 分来自中压甲铵冷凝器的甲铵液。e4 内也设置甲铵喷射泵，以增加液体循环量，减 少尾气中氨和 co2 的含量。e4 内的冷凝热用来产生 0.25mpa 蒸汽加以回收利用。出 e4 的气液混合物进入高压甲铵分离器的上段， 经降液管进入下段， 靠重力返回合成 塔上段底部，而尾气减压后排入惰性气体洗涤器 c403 冷凝吸收。 为防止设备腐蚀，用空气压缩机 p2a/s 将空气注入：合成塔下段、第一气提 塔底部和进第二气提塔的 co2 管线等各点。各点注如的防腐空气量都设有流量调节 系统，其总量相当于 co2 气体中的氧含量为 0.2%（体积） 。24为加强对重点设备的防腐蚀，由计量泵 g4 将防腐剂（双氧水 h2o2）注入下列部 位： —高压甲铵分离器与合成塔之间的甲铵管线； —第一气提塔溶液进口管线； —第二气提塔溶液进口管线； —高压甲铵泵 p401 进口管线。 各部位注入的防腐剂量随生产负荷的变化而变化。 （2） 、尿液净化和中低压回收 离开第二气提塔的尿液减压至 1.7mpa，经中压分解加热器加热至 168℃，气 液混合物在气液分离器分离。气体进入中压甲铵冷凝器冷凝，反应热用封闭循环 的冷却水带走，未冷凝的气体引入惰性气体洗涤器冷凝吸收，用高压甲铵泵将出 中压甲铵冷凝器的 85%甲铵液送至第一甲铵冷凝器，将 15%的甲铵液送至第二甲铵 冷凝器。 由气液分离器分离出来的浓度为 67%的尿液减压至 0.3mpa 后， 经精馏塔 c405、 低压分解加热器，用副产的 0.6mpa 蒸汽加热至 148℃，在气液分离器 s405 中进行 气液分离。气体与来自解吸塔 c1 的气体一起经低压循环预冷凝器、第一冷凝器、 第二冷凝器冷凝吸收，不凝性气体排空，冷凝下来的碳铵液送至中压甲铵冷凝器， 浓氨水送至惰性气体洗涤器。 s405 分离出浓度为 73%的尿液，在闪蒸槽 v405 中绝热膨胀至 0.1mpa（绝压） ， 得到浓度约为 75.5%的尿液进入尿液储槽 v501， 用尿液泵 p501 送到真空浓缩工段。 （3） 、尿液浓缩和造粒 尿液采取两段真空蒸发， 并在自然通风造粒塔中造粒， co2 气提法基本相似， 与 此处从略。 （4） 、气体和液体排出物的处理 该处理装置设置了对从高压 idr 回路和中压净化系统放出的不凝性气体中的 氨进行洗涤和吸收系统，为避免氨在惰性气体洗涤器内吸收过度，使尾气成为爆 炸性气体，采取了两条措施：一是控制洗涤器溶液温度在 65℃，使洗涤后的混合 气中的氧含量低于 4.5%（体积） ；二是自动调节离开洗涤器液位槽尾气中的氮气加 入量，以控制气体中氧含量低于 4.5%（体积） 。尾气导入最终洗涤塔，用工艺冷凝 液洗涤吸收后放空，最终洗涤塔排出液送入水解系统，即液体排出物处理系统。25水解系统主要由解吸塔（浮阀塔，由有 28 块塔板的上段和有 22 块塔板的下段组 成。，卧式水解器组成，水解流程与氨气提法相同，故不赘述。出水解系统的外 ） 排废水的氨含量低于 30×10-6（即 30ppm） 。3.5.2 消耗定额（以 1t 尿素为基准） nh3（以 100%计） co2（以 100%计） 电 冷却水（ 最小温升 8.5℃ 蒸汽：3.5mpa，435℃ ） 570kg； 740kg ； 123kwh； 88t； 700kg。3.5.3 工艺特点 （1） 、idr 工艺的高压圈是由合成塔、氨气提塔、co2 气提塔、第一、第二高 压甲铵冷凝器及高压甲铵分离器等设备组成。其中合成塔分上下两段，上段合成 反应的 nh3/co2=3.75（摩尔比） ，下段的 nh3/co2= 4.1，使 idr 工艺的 co2 转化率可 达 71%以上。采用双回路的气提、冷凝系统，有利于合成塔的热平衡和整个系统的 蒸汽平衡，也有利于合成塔的操作稳定。 （2） 、由于合成塔分成两段，而且物料靠重力流动，故合成塔及气提塔均可 布置在平面上。 （3） 、两台高压甲铵冷凝器内均安装了甲铵喷射泵，利用高压甲铵液作为动 力流体，将 co2 气提气送至第一、第二甲铵冷凝器，同时加强了器内液体循环量， 可以改善冷凝器的传热。 （4） 、采用双相防腐：气相用空气中的氧，液相采用双氧水。控制尾气氧含 量低于 4.5%（体积） ，使之不成为可燃爆气体。3.6 尿素生产公用工程系统尿素生产公用工程系统由蒸汽和冷凝液系统、循环冷却水系统、仪表风系统以 及供电系统组成，公用工程系统虽然是尿素生产中的辅助部分，但它与尿素生产 各个工艺过程有着密切的联系。 3.6.1 蒸汽和冷凝液系统26尿素装置蒸汽和冷凝液系统通过合理使用不同等级的蒸汽能量， 以满足工艺生 产的需求，并形成相对封闭的循环系统。来自界区的 3.8mpa 过热蒸汽先用于驱动 蒸汽透平，并抽出一定数量的蒸汽用来生产不同压力等级的蒸汽，为各用户提供 热量。同时利用高压甲铵冷凝器的化学反应热，副产出的 0.4mpa 饱和蒸汽供各加 热器使用，并作为蒸发系统各蒸汽喷射器的动力蒸汽，剩余的蒸汽注入透平。蒸 汽冷凝所产生的冷凝液作为冲洗水供各工艺系统使用，多余的部分送水处理后， 重新回到锅炉构成循环。图 3-12 为 co2 气提法工艺的尿素装置（美荷型）蒸汽和 冷凝液系统简明示意图。0.4mpa蒸汽管网二段蒸发 来自3.8mpa蒸汽管网一段蒸发 蒸汽伴管 蒸汽喷射器 解吸塔 循环加热器低 压 汽 包0.8mpa高 压 甲 铵 冷 凝蒸 汽 管 网蒸汽伴管蒸汽透平2.5mpa蒸汽管网中压蒸汽饱和器液氨加热器水 解 塔表面冷凝器气 提 塔蒸发夹套0.28mpa蒸汽0.28mpa蒸汽饱和器co2加热器高压蒸汽饱和器去水处理冷凝液槽 锅炉给水泵 蒸汽冷凝液泵透平冷凝液泵图 3-12尿素装置蒸汽和冷凝液系统示意图在 co2 气提法装置中，蒸汽和冷凝液系统根据工艺生产要求设置了 6 个蒸汽压 力等级。 3.6.1.1 3.8mpa 中压蒸汽 3.8mpa 中压蒸汽来自合成气压缩机背压透平的抽汽、快装蒸汽锅炉等，当合 成气压缩机跳车时， 高压蒸汽管网到 3.8mpa 中压蒸汽管网的减压阀动作， 10.0 mpa 过热蒸汽补入，以确保蒸汽平衡。 提高蒸汽压力和温度，蒸汽的焓值增加，做功能力随之提高，透平的汽耗相应 减少，但对透平、管道和阀门的要求也将更高，在驱动透平过程中重要的是蒸汽 不能有相变产生，否则会损坏透平，因此要求蒸汽必须有一定的过热度。co2 压缩 机透平的动力蒸汽，采用压力为 3.8mpa、温度为 365~390℃的过热蒸汽。近年来 新建的尿素装置驱动透平的中压蒸汽压力和温度有不断提高的趋势。273.6.1.2 透平抽出蒸汽 透平抽出蒸汽的压力为 2.2~2.4 mpa，温度为 315~340℃的过热蒸汽。在确定 透平抽出蒸汽的参数时，主要考虑到气提塔壳侧加热的饱和蒸汽压力为 1.7～ 2.0mpa。在装置开停工阶段，co2 压缩机尚未启动，3.8mpa 中压蒸汽通过副线直接 进入抽汽管网，以供后续用户使用。 透平抽出蒸汽的用户有以下五路：一路去高压蒸汽饱和器，生产 1.7～2.0mpa 的饱和蒸汽作为气提塔的热源；第二路去中压蒸汽饱和器，作为生产 0.8mpa 饱和 蒸汽补充；第三路去低压蒸汽包，作为高压甲铵冷凝器自产 0.4pma 饱和蒸汽的补 充蒸汽，在高负荷时副产蒸汽量多，这路蒸汽不必补充；第四路去脱氢系统的 co2 加热器， co2 温度达到催化剂的活性温度， 使 所产生的冷凝液排至中压蒸汽饱和器； 第五路为尿素水解塔的直接加入蒸汽。 3.6.1.3 气提塔加热蒸汽 co2 气提所需的热量由高压蒸汽饱和器产生的饱和蒸汽供给。因为饱和蒸汽压 力与温度成对应关系，压力确定温度也随之而定，温度易于控制，而且冷凝相变 给热系数大，可以减少蒸汽用量，所以气提塔加热蒸汽采用饱和蒸汽。进入气提 塔的尿素甲铵溶液温度为 183℃，这就意味着加热蒸汽温度必须大于此温度，也就 是对应压力必须高于 1.1mpa，如果加热蒸汽压力过高，副反应增加，气提塔腐蚀 加剧，压力过低，热量不够，气提效率下降。 正常生产时，气提塔加热蒸汽压力与系统负荷有关。由于负荷不同，气提所 需的热量不同，因此低负荷时蒸汽压力低，高负荷时压蒸汽高，一般 70%负荷时蒸 汽压力约 1.7mpa，100%负荷蒸汽压力约 2.0mpa。 气提塔加热蒸汽放热后产生的冷凝液，返回高压蒸汽饱和器，再通过液位调 节阀排至中压蒸汽饱和器。 3.6.1.4 中压蒸汽 0.8mpa 蒸汽通过中压蒸汽饱和器产生，蒸汽的来源是高压蒸汽饱和器排出的 冷凝液闪蒸和透平抽出蒸汽的补充。中压蒸汽主要用途是加热二段蒸发的尿液， 二段蒸发的温度约 138℃，因此中压蒸汽压力设定在 0.8mpa 其对应温度为 175℃， 就能够满足生产需求。中压蒸汽饱和器的冷凝液排至低压蒸汽包，减压闪蒸可以 产生少量的低压蒸汽。 中压蒸汽的用户主要有二路：一路去二段蒸发加热器，为尿素溶液蒸发提供热28量，产生的冷凝液排至一段蒸发加热器，把冷凝液中的热量进行再利用，可以减 少低压蒸汽的用量；另一路去高压系统的蒸汽伴管，作为伴热管线的热源。 3.6.1.5 低压蒸汽 冷凝液通过获得高压甲铵生成反应热在高压甲铵冷凝器壳侧产生低压蒸汽， 中压蒸汽饱和器排出的冷凝液闪蒸也产生少量低压蒸汽，在低负荷运行中，由于 高压甲铵冷凝器副产蒸汽量减少，需要补入少量透平抽出蒸汽，以平衡低压蒸汽 用量。低压蒸汽是饱和蒸汽，通常压力为 0.35mpa，温度为 144℃，它的压力由合 成反应条件所决定：低压蒸汽压力高，甲铵生成量减少，合成反应温度上升压力 升高；压力低，则合成反应温度下降，co2 转化率下降。 正常生产时，低压蒸汽压力与系统负荷有关，为维持不同负荷下合成反应的温 度压力不变，低负荷时应提高低压蒸汽压力，高负荷时应降低低压蒸汽压力，一 般 70％负荷时低压蒸汽压力为 0.45mpa，100％负荷时低压蒸汽压力为 0.35mpa。 低压蒸汽的用户主要有二路：一路去一段蒸发加热器，为尿素溶液蒸发提供热 量；第二路作为尿素蒸发系统各喷射器的动力蒸汽，抽吸未冷凝的气体；第三路 去循环加热器，加热分解尿液中的未反应物，生产的冷凝液进入氨第二加热器， 加热液氨，达到废热利用的目的；第四路去第二解吸塔，作为氨水解吸的直接加 入蒸汽；第五路去 0.28pma 蒸汽饱和器，生产蒸发系统夹套保温蒸汽；第六路去 低压、蒸发和其他系统的蒸汽伴管，作为伴热管线的热源；第七路多余的低压蒸 汽进入透平作功。 3.6.1.6 蒸发夹套蒸汽 该蒸汽产自为 0.28pma 蒸汽饱和器或 0.4mpa 蒸汽减压得到，用于二段蒸发分 离器至造粒喷头的熔融尿素管线夹套保温。离开二段蒸发分离器的熔融尿素浓度 为 99.7%，温度为 138℃左右，由于其结晶温度约 132.7℃，如果保温不好，熔融 尿素有结晶或造粒拉稀的可能，为此采用保温效果最好的夹套保温。保温蒸汽的 温度应与熔融尿素温度一致，温度高则缩二脲生成多，温度低则有结晶拉稀的危 险，因此采用压力为 0.28pma 温度约 138℃的饱和蒸汽作为夹套保温，可以确保熔 融尿素在输送过程中的温度不升不降。 3-13 为某尿素装置在 100%负荷下各蒸汽 图 的用量平衡。29高压蒸汽 38.0mpa 92t/h17.1t/h注汽 5.3t/h二段蒸发蒸汽透平 8.9t/h 70.2t/h 3.2t/h 抽汽 2.4mpaco2加热器3.6t/h蒸汽伴管28.7t/h一段蒸发62.4t/h高压蒸汽饱和器 9.2t/h 蒸汽喷射器2.3t/h中压蒸汽饱和器0.8mpa8.6t/h解吸塔2.3t/h0t/h 76.4t/h9.3t/h循环加热器水解塔0.4mpa 低压汽包3.4t/h蒸汽伴管0.3t/h0.28mpam蒸汽饱和器图 3-13 某尿素装置 100%负荷下各蒸汽的用量平衡图高压蒸汽和注入的低压蒸汽在透平作功后，排出的乏汽经表冷器冷凝，用透 平冷凝液泵送至界外，经水处理作为锅炉给水。尿素工艺框架部分的蒸汽换热后， 所产生的冷凝液最终全部收集至蒸汽冷凝液槽，一部分经锅炉给水泵送入低压汽 包，另一部分通过蒸汽冷凝液泵送至各楼层，提供冲洗水，多余的冷凝液送出界 外。 生产中应防止工艺介质倒入蒸汽冷凝液系统，为及时发现换热器泄漏所引起 的工艺介质、冷却水等电解质污染冷凝液系统，在外送冷凝液总管上设置了电导 自动分析仪。冷凝液中的电导应小于 30μ s/cm，否则这部分水无法处理只能排放 掉。冷凝液系统被污染后，蒸汽比热下降影响换热效率，另外低压蒸汽注入透平， 透平真空度下降，作功效率降低。 如果尿素装置蒸汽中断，系统应立即按停蒸汽紧急停车处理。 3.6.2 循环水系统 在尿素生产过程中，伴随着能量变化和物料的温度变化，将产生大量的热量， 这些热量如不及时排除，就会影响生产的正常进行或降低生产效率。因此，尿素 装置设置了十几台不同形式的换热器，冷却剂大部分采用循环冷却水。 尿素装置的冷却水系统分 co2 压缩机组冷却水系统和工艺框架冷却水系统二部 分。冷却水进装置的压力约为 0.35mpa，温度一般小于 32℃。各冷却器并联在冷 却水进口总管和回水总管上，生产中要求用冷却水出口阀来控制冷却水量，进口 阀应全开。为提高冷却水的利用率，一般要求各冷却器进出口温差不得小于 10℃。30如果冷却器或冷却水系统有空气结存，冷却效率将大幅度下降，为此在各冷却器 和冷却水进出口总管最高点均设有排气阀，在系统引冷却水时，排尽空气，使设 备充满冷却水。冷却水换热后离开尿素装置的回水压力为 0.2mpa，温度比进水温 度高约 10℃。图 3-14 某尿素装置冷却水系统平衡图。co2压缩机组冷却水系统平衡 工艺装置冷却水系统平衡6.680.240.442.812.762.54251.752.9711.20.524.160.54 0.540.675.923.29二 段 蒸 发 冷 凝 器 35.040.3工 艺 鼓 风 机 冷 却 器其 他机 组 油 冷 器三 段 冷 却 器二 段 冷 却 器一 段 冷 却 器 表 冷 器废 水 冷 却 器脱 氢 冷 却 器低 压 洗 涤 器 循 环 冷 却 器低 压 甲 铵 冷 凝 器 循 环 冷 却 器高 压 洗 涤 器 循 环 冷 却 器闪 蒸 蒸 汽 却 器回 流 冷 凝 器最 终 冷 凝 器二 段 蒸 发 后 冷 凝 器闪 蒸 槽 冷 凝 器15.08 一 段 蒸 发 冷 凝 器高 压 氨 泵 甲 铵 泵 油 冷 器co2co225002542812762410441120592416175297329525454674242424242424242424242424221954242424242423232423389337553805401温度 热负荷 流量℃ kcal/h m3/h回水去凉水塔 循环水泵 循环水泵回水去凉水塔图 3-14尿素装置冷却水系统平衡图冷却水在各冷却器带走热量，经回水总管返回至凉水塔顶，循环使用。由于一 部分水的蒸发，致使水体中各种无机离子和有机物质的浓缩，水质发生变化，尿 素装置的冷却水系统就会产生一系列不良现象，主要存在污垢危害和腐蚀危害二 种。 形成污垢的原因是水中存在一些微溶物质，如碳酸钙、硫酸钙、磷酸钙和硫酸 镁以及含硅物质在换热表面沉积一定厚度的垢层。空气中的泥尘等固体悬浮物在 凉水塔中进入水体，以及补充水带入的固体悬浮物在系统中集聚，形成污垢。腐 蚀产物单独会与其他杂物一起附在冷却面上形成污垢。另外凉水塔内繁殖的微生 物（如细菌、真菌和藻类）也会形成污垢。 污垢对冷却器的冷却效率和设备危害非常严重。污垢的沉积降低了冷却器传 热效率，会导致设备局部腐蚀，缩短使用寿命。污垢的沉积还降低了水流截面， 增大了水流阻力，使运转费用升高，并增加了清洗、运行处理的药剂费用，增加 了停车清洗时间，降低连续运转周期。 冷却水中的腐蚀物质主要有以下几种，一是来自冷却水中的溶解氧，这种溶解31304215co2co2leaks氧是碳钢冷却器腐蚀的主要物质。二是微生物中的细菌使设备产生腐蚀，如铁细 菌、硫酸菌和硝化细菌等细菌。三是水中的溶解盐类，以氯化物最为突出，其中 cl-是造成不锈钢冷却器腐蚀的主要原因，如压缩机三段 co2 冷却器、脱氢 co2 冷却 器的腐蚀。这些腐蚀的发生，可导致冷却器穿孔泄漏危及生产。 冷却器的污垢和腐蚀是相互依存和相互作用的，污垢的聚集会产生腐蚀作用， 腐蚀物的吸附产生污垢。生产中为防止腐蚀、减少污垢以及微生物的繁殖，通常 在冷却水中加入阻垢剂、缓蚀剂和杀菌剂，这些用于水处理的化学药剂通称为水 质稳定剂。 循环水水质的好坏直接影响到装置冷却器的换热效果和冷却器的使用寿命， 严重的会导致装置的停工检修。如果冷却器发生泄漏，工艺介质的污染源不及时 切除，冷却水异氧菌滋生，粘泥滋长，水质将恶化。 为防止冷却器腐蚀，在冷却水系统长期停车后再开工，或冷却器泄漏冷却水系 统受工艺介质严重污染时，需要对冷却水系统进行预膜。在冷却水系统运行初期， 也就是在水质稳定剂加入之前，高剂量地投加一种或几种预膜剂，维持一定的浓 度和水温，一般需要 4～24 小时，可通过系统挂片测试成膜的效果，这样可使金 属表面迅速地形成一层牢固、均匀、连续、致密且有一定厚度的保护膜，减缓冷 却水对金属的腐蚀。若在常温下对冷却水系统进行预膜，则要延长预膜时间，才 能达到预膜效果。 冷却器长时间运行后，换热效率会下降，停工时需要对污垢进行清洗。一般采 用物理和化学二种清洗方法：物理法通常用高压水冲洗，利用水流来破碎垢层达 到清除沉积物的目的，此法清除软垢效果较好；化学法就是利用酸、碱等化学药 剂，通过化学作用将附着在冷却器表面上的污垢溶解并清除，根据需要可采用浸 泡式和循环式清洗工艺。 在装置大检修时需要对冷却器进行检查，检查内容：设备内有无杂物堵塞、 换热面上有无结垢、设备是否产生腐蚀、涂层是否脱落以及取垢样分析等。如果 冷却器管表面有一层很薄的软垢，质地疏松，冲水即可除去；通冷却水的管内或 管间都能通视，无杂物堵塞。这种情况可认为循环冷却水的水质是良好的。如果 水质不好，冷却器内污垢较厚，设备有腐蚀现象，结垢质地硬，用水冲不掉，还 可能有粘泥积存。323.6.3 仪表风系统 仪表风系统的任务是为气动薄膜调节阀等气动仪表提供持续稳定的动力气源， 确保装置安全稳定运行。 化肥装置的仪表风系统设有二台或以上仪表风压缩机，一台运行一台备用，确 保仪表风系统稳定。空气经仪表风压缩机压缩并冷却后，压力为 0.7mpa，温度为 40℃，进入空气干燥器，用分子筛吸附剂（或硅胶）吸附空气中的水份，空气经 干燥后露点应达到-40℃以下，进入仪表风贮罐，仪表风经过过滤器后，分别送至 各装置用户（气动仪表） 。当用户用气量增加时，压缩机出口压力下降，这时仪表 空气压缩机的负荷自动调节系统将自动增加送气量。化肥装置采用多项手段来维 持仪表气管网压力稳定。仪表空气总管压力下降时，可从仪表气干燥器后补入一 股来自其它空气压缩机的干燥空气、关闭到服务空气管网的阀门、补入 0.7mpa 氮 气等安全手段，以确保各调节仪表的正常工作。 露点是仪表风的一项重要指标， 否则仪表风中的水份冷凝甚至结冰堵塞仪表管 线，因此仪表风的干燥显得非常重要，应保证干燥器的正常运行，及时排水。 仪表空气系统的任何操作，均要确保管网压力的相对稳定。压缩机吸入口严 禁排放可燃气体。空气湿度较大时，要增加干燥器出口空气露点分析的频率，特 别是冬季更应注意。发现空气露点有较大变化时，要查明原因，如是吸附剂失效 应立即更换。 尿素装置的仪表风来自界外的仪表风总管，再通过支管分配到各执行机构。来 自总控 dcs 各调节输出的 4～20ma 电信号，经电气转换器或阀门定位器将仪表风 对应地转换成调节阀膜头对应的压力范围，进入调节阀膜头控制调节阀开度。 当装置断仪表风时，应立即按紧急停车处理，由于各调节阀处于全开或全关 位置总控无法控制，外操人员应通过调节阀手轮、切断阀或副线阀来控制，以确 保装置安全停车。因此，操作人员应熟记那些是气关阀，那些是气开阀，那些调 节阀带手轮。333.7 机械造粒—大颗粒尿素制备专利技术简介机械造粒的尿素产品主要是大颗粒尿素，颗粒粒径在 2~8mm。由于大颗粒尿素 具有更高的强度及更好的防潮性，因此成为肥料混合的首选原料。20 世纪 60 年代 以来，受优质混合肥料的强劲需求，尿素大颗粒造粒技术得到了发展；20 世纪 80 年代，流化床造粒技术的发展进一步推动了大颗粒尿素的生产。世界大颗粒尿素 的产能的增长速度快于小颗粒尿素。从 1980 到 2003 年，大颗粒尿素占世界尿素 总能力的比例从 11%增长到 22%，预计到 2008 年大颗粒尿素将占世界尿素总能力 的 26%。 生产大颗粒尿素的方法主要有流化床造粒、转鼓造粒、圆盘造粒、钢带直冷 造粒等。目前世界上大颗粒尿素的制备技术中，比较有代表性的技术有挪威海德 鲁公司的流化床造粒技术、荷兰斯塔米卡邦公司的流化床造粒技术、斯那姆公司 的降帘式滚筒成粒技术、日本东洋工程喷流床造粒技术、法国 k-t 公司流化床转 鼓造粒技术等。我国自主开发并已经建成多套工业化大颗粒尿素造粒装置的组合 双转鼓大颗粒尿素技术。3.7.1 挪威海德鲁（hydro）流化床造粒技术 1） 流化床造粒技术基本原理 流化床造粒用于制备大颗粒尿素。在造粒机中，先加入细粒子作为晶种，然 后从分布板之下通入热空气使形成流化床。埋在床层中的喷嘴将浓度大于 95％的 料液喷入。料液在喷嘴中被热空气雾化为极细的雾滴，均匀地喷洒到床层中，附 着在尿素晶种的表面上，经过一定的时间．便可长大到规定大小的尺寸，从床层 排出。从分布板下通入的宅气利用尿液的结晶热把料液水份蒸发掉，并将水分带 出。排出的物料其温度较高，在另一流化床中用空气冷却到包装或贮存温度。通 过筛分机对产品进行筛分，符合粒度标准的作为产品，过大的颗粒经过粉碎，连 同筛下来的细粉料一起乍为晶种返回造粒机，多余者返回蒸发系统 为保持产品的流动性并减少粉尘和结块，在喷入的料液中配入少量的甲醛溶 液。 大颗粒尿素的优点是生产过程基本上无环境污染，运输及施用中粉尘损失 少．贮存方便，使用有缓效作用． 2） hydro 流化床造粒工艺流程34hydro 流化床造粒工艺是将尿素质量分数为 96％的溶液通入造粒机中的喷头 总管，经雾化空气雾化后，喷洒在处于流化状态的晶种上，使大量微小液滴在晶 种表面进行连续蒸发和固化，从而得到一定大小的颗粒状尿素。 如图 3-15 所示，流化床位于 造粒机上壳体的下部，造粒机从左 到右分为 6 个腔室。 晶种被送到第 1 室，在此受到尿素溶液的喷洒， 当尿素颗粒从第 1 室转入第 2 室 再转入第 3 室时， 其粒径由于累积 而不断长大（这种累积模式使颗粒图 3-15 造粒机的构造均匀长大），并利用结晶热以最快的速度使水分蒸发，因而颗粒结构致密均匀、硬度高。后面 3 个腔室用于冷却颗 粒。图 3-16 为 hydro 流化床造粒工艺流程 。图 3-16hydro 流化床造粒工艺流程流化床造粒系统分为：给料和造粒系统、冷却系统、筛分及返料系统、尘洗 系统。下面以某公司年产 52 万吨尿素的流化床造粒系统为例进行说明。 给料和造粒系统包括的设备主要有静态混合器、流化空气风机、流化空气加 热器、造粒机、雾化空气压缩机、抽料机、安全筛、雾化空气加热器等。从蒸发 系统来的 96%尿素溶液在静态混合器前加入标准甲醛溶液后进入静态混合器混合， 再到尿素总管，分成 9 组进入造粒机。每一组分配管上有 23 个喷头，尿素溶液进 喷头后被雾化空气压缩机送来的压力为 49～54kpa（g） ，温度为 135℃的空气雾化35成小液滴，然后喷到细小的晶种上。由于造粒机下箱有流化空气的作用和多孔板 的特殊构造，使尿素粒子有一个向前推力而进入下一个室，再继续长大。经过 3 个室长大后再经 3 个室冷却至 90～95℃，就到了造粒机的出料口，经抽料机抽到 安全筛，将 10mm 以上的大块尿素筛去，其余都到冷却系统去冷却。 冷却系统包括的设备主要有流化床冷却器、空气风机、空气冷却器等。从安 全筛下来的尿素粒子进入流化床冷却器后，被流化空气风机送来的冷空气冷却至 60℃，同时由于多孔板的特殊结构，使尿素粒子能向前移动而进入斗提机。该系 统是在微负压下操作。尿素粉尘经流化床冷却器上部风道抽去尘洗系统。空气冷 却器主要用来给流化空气除湿。 筛分及返料系统的主要设备有：斗提机、振动筛、振动筛给料机、破碎机等。 从流化床冷却器来的温度为 60℃左右的尿素进入斗提机提升至 45m 高处，然后分 两路进入振动筛给料机再到振动筛，将尿素粒子筛分成 3 种规格的产品。粒径大 于 4～4.25mm 的尿素粒子在上层筛网去破碎机，经破碎后去作返料或去溶解槽； 粒子直径小于 2.0～2.45mm 的尿素直接作返料去造粒机；粒径在 2.0～4.00mm 的 尿素作为最终产品送去计量和进入散库或包装。 尘洗系统的主要设备有：造粒机洗涤器、冷却器、除尘风机洗涤器、洗涤器 贮槽、循环洗涤泵、抽风机及溶解回收槽。从 l150 顶部出来的空气中含有约占装 置产量 4%(质量分数)的尿素粉尘直接到造粒机洗涤器，被循环洗涤泵送来的稀尿 素溶液和造粒机洗涤器的除沫器所用的工艺水洗涤吸收，最后浓度达到 45％后送 溶解回收槽，然后泵送到蒸发系统。 流化床造粒的工艺参数控制主要有：尿素溶液的温度、压力、浓度、甲醛含 量；雾化空气的温度、压力、流量；造粒机的流化空气的温度、压力、流量；造 粒机内温度、料位高度、真空度；返料比（指返回造粒机的细粉量与成品量之比） 。 该造粒工艺特点： 1、造粒机采用空气雾化和流化床相结合的技术，造粒效率高，生产能力大， 成品质量好，颗粒大，强度高。 2、操作简单。开停车时间短，可在设计负荷的 30%~120%操作，调节灵活， 弹性大，适应性高。 3、采用添加甲醛及雾化流化造粒技术，流化床形成的粉尘少，含尘尾气采用 分段湿式洗涤，吸收率高，放空尾气中尿素粉尘含量低于 20mg/nm3。363.7.2 斯塔米卡邦流化床造粒技术 斯塔米卡邦造粒工艺是基于流化床造粒技术，并将喷膜技术应用于尿素造粒。 该工艺的主要流程图如图 3-17 所示。98.5%浓度的熔融尿素与甲醛混合后送人造 粒机。造粒机是一个流化床，用空气作为流化介质，熔融尿素经喷嘴喷出，在喷 头上部形成一种液膜，第 2 股空气将晶种吸进液膜，液膜厚度大约 50~150μm，尿 素粒子一层一层地形成。液相层的温度较高。 由于流化床的温度相对较高， 因此底层尿素被再次融化，结晶 的成长在液层的上部发生，通过 这种方式，虽然采用液膜喷嘴也 不会生成“洋葱”式的颗粒结构。 产品离开造粒机后经过一个 粗筛，进入到冷却器。在冷却器 中尿素粒子被冷却到 70℃；尿素 粒子从冷却器出来后，在主筛中图 3-17 斯塔米卡邦流化床造粒被筛分。小颗粒返回到造粒机，大颗粒送到破碎机中破碎。在造粒机中没有粉尘 和晶种形成，破碎机是粉尘的主要来源，破碎产品与细粉混合一起作为晶种送进 造粒机。 合适粒度的产品被进一步冷却到贮存温度， 这一步可在一个流化床冷却器中完 成，也可以采用散料热交换器。 从造粒机来的流化空气和冷却器来的流化空气都带有一些粉尘，进入洗涤器。 共有两个洗涤器，一个用于洗涤造粒机出气，另一个用来洗涤两个冷却器出气。 经洗涤后的空气排放到大气中。洗涤溶液在两个洗涤器中浓缩到一定的浓度后送 入尿液贮槽。 斯塔米卡邦流化床造粒技术与 hydro 流化床造粒比较，主要区别在于尿素熔 融液的雾化方式。hydro 流化床造粒采用雾化喷雾工艺，产生的粉尘量大；斯塔 米卡邦流化床造粒采用膜喷雾工艺，熔融尿素以膜的形式被喷射到喷淋造粒/空气 系统中，颗粒一层层地被熔融液膜覆盖长大，产生的粉尘小，但水的蒸发能力受 到限制，因此进入流化床的尿素溶液浓度比 hydro 的高。373.7.3 斯那姆降帘式滚筒成粒技术 该技术是在一个转筒内，通过喷洒熔融尿素溶液，并加入甲醛，在成粒器内形 成降帘式成粒。图 3-18 为该成粒工艺流程图，工艺过程与 hydro 和斯塔米卡邦的 流化床造粒工艺相似，核心设备为滚筒成粒器。图 3-18 斯那姆降帘式滚筒成粒工艺图 3-19 表示了滚筒成粒器的成粒过程。 给料是浓度为 99.4%~99.8%的熔融尿 液，温度为 136~140℃。甲醛加入到熔 融尿液中以改善成粒产品的物理特性。 熔融尿素以 0.5~0.6mpa 的压力送 入滚筒成粒器中。当滚筒转动时，循环 的小颗粒晶种通过提升力从床层下部 被提升，然后排至倾斜的收集盘上，并 从收集盘上降落形成一种双降帘， 熔融图 3-19 滚筒成粒过程尿素就喷洒在这些晶种表面上。 当熔融尿液喷洒在成粒粒子表面上时，其迅速固化并形成一层包裹层。通过成功地将熔 融尿素分层洒在循环粒子的表面上，就可得到要求粒度范围的成粒粒子。 该设备提供了内部冷却，通过成粒器滚筒将热量传递给空气流，并引入冷的循 环晶种。 离开成粒器滚筒的粒子最高温度为 115℃，落入一个流化床冷却器，它以环境38空气为介质，进一步将尿素颗粒冷却到约 50℃。冷却后，粒子被提升和过筛。小 粒子以及破碎超大粒子而产生的晶种粒子被返回到成粒器滚筒中。 产品特性： 总氮：46.2% 缩二脲：1.1% 水：0.25% 甲醛：0.3% 粒度：φ 3~5mm 占 94% 硬度：3kg（φ 3mm） 3.7.4 日本东洋工程喷射床造粒技术 该技术结合了喷射床造粒机和传统的流化床造粒技术，1983 年开发成功。造 粒机采用一个喷射床、一个流化床，床层底部为一多孔板（图 3-40 所示） 。流化 空气从床层底部进入将晶种流化。尿液由喷嘴喷入床层并在悬浮晶种表面一层一 层逐渐积累增长成所需要的粒度。该工艺具有以下几个优点：①喷射空气具有冷 却和干燥的作用，因而喷射床造粒机具有冷却器和干燥器的作用。②造粒过程中 不需要雾化空气。③粉尘洗涤塔压差低，除尘洗涤效率高，烟囱排气粉尘含量小 于 30mg/m3。④该工艺仅需对最终产品进 行冷却，因此所需冷却负荷小。⑤由于采 用 95%～96%浓度尿液进行造粒， 尿素在造 粒机内迅速冷却， 产品缩二脲增长量可忽 略不计。⑥产品中水分含量低，产品硬度 高。 甲醛添加剂的加入作为防结块剂大大 增加了产品硬度。 ⑦固体返料比为 （0.5～ 1） ：1。⑧该工艺操作弹性大，通过减少 喷嘴数，很容易将生产负荷降至 50%以图 3-20 日本东洋工程喷射床造粒下，而且能快速开、停车，开车 1 小时后 即能达到稳定状态。3.7.5 法国 k-t 公司流化床转鼓造粒技术 k-t 公司流化床转鼓造粒器组成有 1 只圆筒形转鼓， 能绕着轴心转动， 并带有39特殊的抄板；1 只流化床，安装在转鼓内，有常压空气通入；1 根喷射母管，上面 布有喷嘴。 现有造粒塔来的普通颗粒尿素和筛分机来的小颗粒尿素一起作为晶种进入流 化床转鼓造粒器，经过以下一系列步骤后达到所需粒径。 ① 抄板将晶种尿素送至转鼓上部，晶种由此下落到流化床的表面； ② 产品在流化床被冷却； ③ 流化床带有一定坡度，产品沿坡度呈帘状下落到转鼓下部； ④ 在下落过程中，喷射母管上的喷嘴朝晶种喷射熔融尿液； ⑤ 晶种被喷涂上一层熔融尿液后，再被抄板提升起来，进行又一次结晶和 冷却； ⑥ 接着多次进行同样的循环，直到达到所需粒径为止。 该工艺的特点在于将转鼓造粒和流化床造粒合二为一， 仅用 1 台流化床转鼓造 粒器就能保证晶种粒径增大和产品固化，粒径的大小可通过调整流化床的空气流 量和颗粒的停留时间来调节，操作较简单；同时不用特殊的或额外的添加剂就 3.7.6 双转鼓造粒技术 双转鼓造粒技术系由北京达立科科技有限公司与清华大学合作开发的具有我 国自主知识产权的大颗粒尿素造粒技术，该工艺突出特点是：流化床与转鼓结合， 空冷与水冷结合，固体小颗粒与尿素熔融物结合，双转鼓与造粒塔结合，流程简 单、设备效率高、能耗低、投资少，比较适合于对现有塔式造粒装置的改造。 浓度为 98.5％～99.7％的熔融尿素经熔融尿素泵加压后，一部分进入尿素造 粒塔进行造粒 （约占总量的 30%） 尿素造粒塔底部出来的小颗粒尿素通过皮带机 ， 直接送到晶种料斗中。另外约占总量的 70%的熔融尿素进入大颗粒系统。 由筛分机来的小颗粒尿素和由超大颗粒尿素破碎后的小颗粒尿素送入造粒转 鼓作晶种。 熔融尿液进入造粒转鼓内的尿液喷嘴，尿液喷至滚动的料帘上与晶种接触， 以使晶种长大。 流化空气由流化空气鼓风机送入造粒转鼓内的流化床。开车时流化空气经流 化空气加热器加热到设计温度后再送造粒转鼓。 由造粒转鼓一端排出的中间产品尿素经安全筛初筛后，用斗提机输送到筛分 机，在最上层筛网筛出的超大颗粒尿素经破碎后，与最下层筛下的小颗粒尿素一40起经溜管进入造粒转鼓作为晶种。在两层筛中间引出的颗粒尿素即为成品，成品 进入冷却转鼓冷却至≤50℃后，送往成品包装车间包装出厂。图 3-21 双转鼓流化工艺原则流程3.8 尿素工艺技术的改进3.8.1 尿素合成塔采用高效塔板 目前各工艺的尿素合成塔虽在塔内设有隔板，但塔内的气体分布和液体的流 动状态仍不甚理想。此前卡萨里公司开发 了条状倒“u”形塔板（图 3-22 所示） ， 改善气体分布和稳定两相在塔内的流动 状态， 此改进可以提高 co2 转化率 2%～4%， 生产一吨尿素可节省汽提塔的蒸汽消耗 80~120kg。斯塔米卡邦公司改进的高效塔 板仍为干板，设计成串联式的尿素合成 塔，共有 11 块塔板，每个间隔均为一个 高压鼓泡塔，气体均匀分布，使气液充分 混合接触，完全防止各间隔之间溶液返 混，形成活塞流，从而提高 co2 转化率，可以达到理论平衡转化率的 95%。 据称如不增加汽提塔的负荷和不影响汽提效率的前提下，原有的高压合成系41图 3-22 casale-dente 高效塔盘统可以增加 20%的能力。如新设计，合成塔的容积可减少约 25%。 3.8.2 stamicarbon 池式反应器工艺（urea 2000+tm） co2 气提法工艺由于 co2 单程转化率较低，从而存在消耗指标高；操作要求严 格；加氧量较高，尾气易形成可燃爆气体；设备腐蚀较严重；高压系统物料的循 环靠位差，必须建高框架等不足之处。20 世纪 80 年代以后，斯塔米卡邦公司为提 高该工艺技术的市场竞争力，经过多年潜心研究，在工艺流程、设备结构和用材、 设备布置等方面作了不少改进，从而使设备尺寸大幅度减小、框架高度大幅度降 低、消耗指标进一步降低、设备腐蚀问题得以控制、消耗指标进一步降低和相应 降低投资，同时使装置的更大型化和老装置的扩能、降耗改造得以实现。 stamicarbon 公司于 1996 年提出新型尿素超优工艺（urea 2000 plustm） ，它 在技术上的主