化肥廠工藝對外培訓(xùn)教材1要點

1、川化股份有限公司化肥廠簡介川化股份有限公司化肥廠，是川化股份有限公司下屬的二級生產(chǎn)單位，是四川化工控股集團公司川化基地的核心骨干企業(yè)?；蕪S始建于2008年12月，其前身為川化股份有限公司原第一化肥廠（即老系統(tǒng)或國產(chǎn)化裝置）、第二化肥廠（即新系統(tǒng)或引進裝置）。 化肥廠主要裝備為：大、中型氮肥生產(chǎn)裝置各一套即：年產(chǎn) 20萬噸合成氨、14萬噸尿素 的國產(chǎn)化中氮肥裝置和年產(chǎn)36萬噸合成氨、72萬噸尿素的大化肥引進裝置?；蕪S下設(shè) 第一合成車間、第二合成車間、第一尿素車間、第二尿素車間、成品包裝車間、電氣儀 表車間、設(shè)備檢修車間、生產(chǎn)科、設(shè)備科、安全環(huán)?？啤S部辦公室等三科一室和七個 車間，現(xiàn)有員工1

2、200余人。20萬噸國產(chǎn)化中氮肥裝置（簡稱一化系統(tǒng)或老系統(tǒng)），是國家獨立自主發(fā)展我國現(xiàn)代大化肥裝置的國產(chǎn)化“樣板”工程， 也是川化建廠的奠基石和川化發(fā)展的助推器。一化系統(tǒng)合成氨裝置，始建于二十世紀五十年代中期，是國家布點的四套國產(chǎn)化中氮肥裝 置之一，采用以焦碳為原料，設(shè)計能力年產(chǎn)合成氨7.2萬噸。該工程于1956年9月破土動 工，1959年9月建成投產(chǎn)，從而結(jié)束了四川無氮肥生產(chǎn)的歷史。進入六十年代后，對裝 置實施了多次重大的技術(shù)改造：1963年 1964年,實施了合成氨7.2萬噸/年的“填平補 齊”技術(shù)改造，改造后實際年產(chǎn)量達到7.2萬噸；1964年 1966年，進行了圍繞合成塔 技術(shù)改造為中

3、心的革新挖潛，使合成氨實際年產(chǎn)量達到了12.8萬噸；1967年 1971年，實施了原料由焦炭改為天然氣的“天改工程”， 并使“氣頭”達到了年產(chǎn)合成氨原料氣 1820噸的能力；1971年一1975年,裝置實施了整體性的革新挖潛改造， 使合成氨年產(chǎn) 量達到了 18萬噸，比原設(shè)計能力提高了 1.5倍；1988年1990年，對“老系統(tǒng)”實施全 面技術(shù)改造，采用最新的工藝技術(shù)，新建 20萬噸/年合成氨“國產(chǎn)化樣板”裝置，1988 年3月動工建設(shè)，1990年 12月建成投產(chǎn)。一化系統(tǒng)尿素裝置，采用水溶液全循環(huán)法工藝技術(shù)，設(shè)計能力年產(chǎn)尿素11萬噸，1971 年開工興建，1978年建成投產(chǎn)，八十年代后經(jīng)過不斷

4、的技術(shù)改造，使產(chǎn)能提高到了14萬噸/年。一化系統(tǒng)建成投產(chǎn)以來，堅持走自主創(chuàng)新與學(xué)習(xí)引進相結(jié)合的路子， 不斷創(chuàng)新發(fā)展， 先后進行了多次重大技術(shù)改造，生產(chǎn)能力不斷擴大，整體功能日趨完善，主要技術(shù)經(jīng)濟 指標逐步達到先進水平，特別是20萬噸合成氨“國產(chǎn)化樣板”裝置的建成投運，整體技術(shù)水平得到了全面的提升。一化系統(tǒng)在50多年的發(fā)展歷程中，創(chuàng)造了許多寶貴的中氮肥生產(chǎn)管理經(jīng)驗，積累了豐富的技術(shù)成果， 培養(yǎng)了大量的管理和技術(shù)人才，為川化的發(fā)展 壯大提供了物質(zhì)基礎(chǔ)和技術(shù)支撐，先后榮獲化工部“科學(xué)技術(shù)進步一等獎”、“科學(xué)技術(shù)進步特等獎”、“企業(yè)技術(shù)進步獎”、“國家重大技術(shù)裝備成果獎”、四川省“安全 生產(chǎn)先進單位”

5、等榮譽稱號。年產(chǎn)30萬噸合成氨、48萬噸尿素的現(xiàn)代大化肥裝置（簡稱二化系統(tǒng)或新系統(tǒng)），是 二十世紀七十年代初從日本成套引進的我國第一套現(xiàn)代化大化肥裝置，由日本東洋工程公司（TEC設(shè)計，合成系統(tǒng)采用美國凱洛格公司（KELLOG）技術(shù)，設(shè)計能力日產(chǎn)合成 氨1000噸；尿素系統(tǒng)采用日本東洋工程公司（TEC水溶液全循環(huán)改良C法工藝技術(shù)， 設(shè)計能力日產(chǎn)尿素1620噸。該裝置于1974年5月破土動工，1976年6月建成投產(chǎn)，1977 年正式交付生產(chǎn)運行。川化大化肥裝置的建成投產(chǎn)，使川化由一個中型化工企業(yè)躍入了 中國化工大型企業(yè)的行業(yè)，實現(xiàn)了川化發(fā)展的一次大跨越。川化大化肥裝置投產(chǎn)運行以來，堅持走引進、吸收

6、、消化、創(chuàng)新之路，不斷提高裝 備技術(shù)水平。1991年采用卡薩里公司節(jié)能內(nèi)件，對合成塔進行改造， 提高了裝置產(chǎn)能和 設(shè)備壽命。1995年采用天津大學(xué)天久公司洗滌技術(shù)， 對尿素造粒塔粉塵回收系統(tǒng)進行技 術(shù)改造，實現(xiàn)了尿素粉塵達標排放。1997年與日本綠色和平組織合作，采用日本東洋工 程公司（TEC技術(shù)，對一段爐進行了煙道氣回收綜合利用改造（即：中日合作合成氨 裝置一段爐廢熱回收示范項目），提高了廢熱回收利用率，收到了明顯的節(jié)能和環(huán)保效 益。2001年引進荷蘭海得魯技術(shù)，對尿素系統(tǒng)進行了生產(chǎn)大顆粒尿素的技術(shù)改造，增加 了尿素品種和市場競爭力。2003年,從日本引進工藝軟件包和主體設(shè)備，由中國成達化

7、學(xué)工程公司開發(fā)設(shè)計，對合成氨、尿素系統(tǒng)進行了增產(chǎn)節(jié)能技術(shù)改造。此次改造，合成 系統(tǒng)對脫碳、合成進行了改造，增加了中壓汽提、電動空壓機和氫氨回收裝置；尿素生 產(chǎn)工藝由水溶液全循環(huán)改良 C法，改為TEC改良ACEST氧化碳汽提法，增加了工藝冷 凝液解析、水解回收等環(huán)保裝置。2006年 4月技改裝置通過性能考核，合成氨和尿素裝 置分別節(jié)能10%口20%產(chǎn)能分別提高20唏口50%30多年來，在開好、管好引進大化肥裝置的生產(chǎn)實踐中，川化人傳承了中國工人階 級勇于攀登、勇于奉獻的光榮傳統(tǒng)與優(yōu)秀品質(zhì)，艱苦創(chuàng)業(yè)，開拓進取，創(chuàng)造了兩年半建 成投產(chǎn)、36個月收回建設(shè)投資的“川化速度”，取得了全國大化肥行業(yè)勞動競賽

8、十個第 一的好成績，1981年創(chuàng)造了連續(xù)安全運行379天長周期記錄，先后榮獲化工部“安全生 產(chǎn)先進集體”、“四川省先進集體”、成都市“先進基層黨組織”等榮譽稱號；“天府” 牌尿素曾獲評國家銀質(zhì)獎，四川省“名牌產(chǎn)品”、“免檢產(chǎn)品”。川化大化肥裝置的建 成投運，點燃了川化第二次跨越的發(fā)動機，開啟了我國對外成套引進生產(chǎn)裝備的先河與 現(xiàn)代化大化肥建設(shè)的序幕；始終堅持以我為主的方針，探索、總結(jié)出了“三不原則”、“四個認真對待”、“六個一定要”等一整套具有川化特色的我國現(xiàn)代大化肥生產(chǎn)管理 經(jīng)驗，廣為全國同行業(yè)學(xué)習(xí)和借鑒；充分發(fā)揮了“跳板”、“樣板”和“大學(xué)?！弊饔?， 為全國同類型裝置培養(yǎng)和輸送了大批的管理

9、和技術(shù)人才，為四川的農(nóng)業(yè)生產(chǎn)和我國現(xiàn)代大化肥事業(yè)的蓬勃發(fā)展做出了重要貢獻。2008年 12月，川化為適應(yīng)市場經(jīng)濟發(fā)展的新形勢，加速培育企業(yè)競爭優(yōu)勢，打造一 流化肥企業(yè)，將原第一化肥廠（一化系統(tǒng)）、原第二化肥廠（二化系統(tǒng)）合并組建化肥 廠，實現(xiàn)了強強聯(lián)合，從而達到了資源優(yōu)化，優(yōu)勢互補。新的化肥廠成立后，從組織架 構(gòu)、人力資源、技術(shù)裝備、運行管理等進行了整合，精簡了機關(guān)科室，優(yōu)化了生產(chǎn)輔助 系統(tǒng)，使得整個組織架構(gòu)更加科學(xué)、精干、高效?；蕪S將認真貫徹落實科學(xué)發(fā)展觀， 堅持以人為本的理念，著力推進安全、環(huán)保、文明生產(chǎn)；堅持科技進步的發(fā)展方向，著 力推進技術(shù)改造和裝備升級；努力減少管理環(huán)節(jié)，優(yōu)化管理流

10、程，廣泛實施以“日事日 清”為主要載體的“精細化”管理；重視加強干部、黨員和職工隊伍建設(shè)，著力打造以績效為核心的企業(yè)文化，推動企業(yè)建設(shè)不斷邁上新臺階。合成氨工藝流程概述（二合）氨是氮和氫兩種元素組成的，氮的來源是由空氣取得的，而氫的來源是多種多樣的, 主要是由能產(chǎn)生熱能的燃料，如天然氣、液態(tài)烴和煤與水蒸汽反應(yīng)而制得的本裝置以天 然氣為原料，本裝置經(jīng)增產(chǎn)節(jié)能改造后日產(chǎn)液氨1200噸，并付產(chǎn)二氧化碳氣體輸往尿素 裝置制造顆粒狀尿素產(chǎn)品和尿液。生產(chǎn)工藝主要經(jīng)過四道工序：原料天然氣的壓縮和脫硫.粗合成氣的制備（轉(zhuǎn)化和變換）合成氣的凈化（脫碳和甲烷化）精合成氣的壓縮和氨的合成在實際生產(chǎn)過程中，要實現(xiàn)上述

11、工序和回收能量，還要增加一些必要的措施1. 原料天然氣的壓縮和脫硫.天然氣于0.4-0.6Mpa,35 C引入系統(tǒng),分作原料及燃料天然氣使用,原料天然氣經(jīng)分 離罐（116-F）分離凝析油及水分后,進入由中壓蒸汽透平帶動的三缸三段天然氣壓縮機（102-J）.經(jīng)過三段壓縮后，天然氣壓力提高到4.1Mpa溫度104C,流量31360Nrr/H,與來 自合成氣壓縮機（103-J） 段出口抽出的約4000NmH的合成氣混合，使混合氣中含氫氣量5.0%,以用作CO-MO加氫器轉(zhuǎn)化有機硫為無機所硫需氫氣用.混合氣送至原料加熱器 （103-B）經(jīng)二段予熱至371C再進入裝有27.8M3觸媒（分二層）的加氫器（

12、101-D）,將天然 氣中有機硫轉(zhuǎn)化為H2S,然后串聯(lián)通過二臺各裝有29.1m3氧化鋅脫硫劑的脫硫槽（102-DA、 DB）,使原料中的總硫量降到0.5PPm以下，送往一段轉(zhuǎn)化爐（101-B）.2. 粗合成氣的制備（轉(zhuǎn)化和變換）脫硫后的天然氣（31360NmH）,與溫度333 C，壓力4.0Mpa的過熱蒸汽（由中壓氣 提塔16.8噸壓力4.0Mpa飽和蒸汽和62.605噸368C壓力4.0Mpa混合而成），按水碳比為 3.20 （過熱蒸汽79.405噸/H）混合，混合后的氣體總量132220 NH，去一段轉(zhuǎn)化爐對 流段第一組（A EC101予熱，使溫度升高到510C，壓力3.65Mpa,然后分

13、成十路進入 十根進氣支管，又通過爐內(nèi)十排共四百根轉(zhuǎn)化管的豬尾管由上而下進入轉(zhuǎn)化管，在管內(nèi)的鎳催化劑參加下，依靠頂部220個燒嘴天然氣和弛放氣外部供熱，進行甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)， 使甲烷含量由93.01%降到11.97%, 段爐爐膛內(nèi)溫度為1036C，全部轉(zhuǎn)化管總傳熱量為 65.57伽kcal/H，轉(zhuǎn)化管內(nèi)平均最高溫度912C，轉(zhuǎn)化管底部出口溫度805C，轉(zhuǎn)化氣匯 集與下集氣管進入上升管，氣體由下而上流動時進一步被加熱， 從頂部出來進入上集氣 管時溫度為839C，壓力為3.30Mpa,上集氣管匯集了十根上升管來的氣體， 在管外有水 夾套，轉(zhuǎn)化氣體在上集氣管經(jīng)過時，由于熱損失，溫度降到 815C后，進入二

14、段轉(zhuǎn)化爐（103 D）。轉(zhuǎn)化氣進入二段頂部與由中壓蒸汽透平帶動的二缸四段的空壓機（101J）和電動空壓機（101-JA）壓縮的工藝空氣和蒸汽混合進入二段爐?？諝饧尤肓堪窗焙铣?所需要的H/N2加入?；旌蠚饪偭繛?8843.648 Nm3/H，其中空氣量43934.89 Nm3/H，蒸汽3.944噸/H，進 入二段爐之前，先經(jīng)過一段轉(zhuǎn)化爐對流段第二組予熱，使溫度達到620C后再進入轉(zhuǎn)化爐頂部混合器，在二段爐頂部工藝空氣和轉(zhuǎn)化氣燃燒，以供給工藝氣進一步轉(zhuǎn)化所需要的熱量，這樣，氣體通過催化劑后，工藝氣中甲烷進一步轉(zhuǎn)化，在出口溫度1006 C下殘余甲烷可降到0.3%,為了回收熱量，從二段爐出來，溫度

15、1006C左右的工藝氣體（232645.28 Nm3/H） 直接進入二個并聯(lián)的第一廢熱鍋爐（101 CACB產(chǎn)生10.5Mpa的高壓蒸汽，工藝氣溫 度降至482C，為進一步回收廢熱，又進入第二廢熱鍋爐（102 C），產(chǎn)生10.5Mpa高壓蒸汽，第二廢鍋設(shè)有旁路伐，使工藝氣體出第二廢鍋后溫度降低至371C，進入變換系統(tǒng)。為了維持系統(tǒng)蒸汽平衡，在一段爐爐側(cè)設(shè)有輔助鍋爐(101 Bu),輔助鍋爐煙道與 一段爐對流段相連，煙道氣588 C與一段爐煙道氣混合后一起去回收熱量，使一段爐總 熱回收率達90流右。一段爐對流段主要是回收煙道氣中熱量，對流段中按煙氣流動方向設(shè)置的回收設(shè)備 是天然氣蒸汽預(yù)熱器(A

16、EC101)，空氣蒸汽預(yù)熱器(A EC102)，蒸汽過熱器(A EC103)，煙道氣廢熱鍋爐(A EC-106)，鍋爐給水預(yù)熱器(A EC104)，燃料氣 預(yù)熱器(A EC105)，燃料空氣預(yù)熱器。由于熱量逐步回收，煙道氣溫度逐漸下降(982 C 866 C 807C 602 C 419C 367C 211 C 204C 155C)，最 后由中壓蒸汽透平帶動的引風(fēng)機(101-BJ)抽至煙囪而排出，引風(fēng)機能力為 277600 NnnfH，進口壓力為-208伽水柱。燃料空氣由一臺電動送風(fēng)機強制送入。進高溫變換爐的工藝氣中CO為12.3%,耳0/。0比為4.9,高變換爐內(nèi)裝有氧化鋅觸媒 59m3,氣

17、體流經(jīng)觸媒層,CO和蒸汽發(fā)生變換反應(yīng),出口溫度達到428C,出口氣中CO下降 到2.81%,高變出口工藝氣先經(jīng)過高變廢鍋,(103 C)回收熱量，產(chǎn)生10.5Mpa高溫蒸汽， 然后再經(jīng)過甲烷化預(yù)熱器(104 C),加熱去甲烷化的工藝氣，進低變爐(104 DB),溫度 在226C ,低變爐內(nèi)裝有銅一鋅一鋁觸媒62.6 m,使工藝空氣中CC和蒸汽在HO/CO為17 的條件下進一步反應(yīng)，在出口溫度為244C下，CO含量降為0.39%.3. 合成氣的凈化(脫碳和甲烷化)低變出口氣先進入低變廢熱鍋爐(1104-C)產(chǎn)生0.45Mpa飽和蒸汽(經(jīng)作為四級閃 蒸用蒸汽后進入再生塔，作為再生熱源)，工藝氣溫降

18、到152.9 C ,再進入二個并聯(lián)的再 沸器(105 CA CB),加熱再生塔(102 EA EB)下塔溶液，工藝氣溫降到128.5 C ,又進入 鍋爐給水預(yù)熱器(106 C),進一步冷卻，使工藝氣溫降到80.5 C ,進入粗氣分離器(102 F),分離掉冷凝液后到脫碳系統(tǒng).工藝氣流量173617.248 Nm3/H,壓力2.845Mpa102- F分離出來的工藝冷凝液 48.923 T/H 送往150-C換熱后進入中壓氣提塔(150-E)處理，氣提合格(電導(dǎo)小于10us/cm)的工藝冷凝液經(jīng)150-C、151-C換熱后， 經(jīng)纖維棉過濾器過濾進入W-FB30作為脫鹽水使用。.低變氣中的CQ,是

19、用加有活化劑二已醇胺(根據(jù)技改的設(shè)計為 ACT-1),緩濁劑五 氧化二釩,濃度為27%勺碳酸鉀水溶液來脫除的低變來的粗合成氣進入CQ2吸收塔底部,由下而上地與下段上部引入 85%量的 113.5 °C ,980 m3/H,苯菲爾半貧液進行逆流吸收,粗合成氣的CQ,含量在下塔由17%筆為 0.9%,工藝氣進入上塔后，與吸收塔頂引入15%量的70C ,160 m3/H,苯菲爾貧液進行逆流 吸收，工藝氣中CQ含量由0.9%降到0.1%以下出吸收塔，經(jīng)分離罐(103 F)后去甲烷化系 統(tǒng).由吸收塔頂部出來的溫度106C ,流量1140 m3/H的富液，經(jīng)過一臺水力透瓶(107 JHT),回收

20、能量后，進入再生塔上段上部，降壓后的富液在二氧化碳再生塔的上部由上而 下進行閃蒸，脫出大部分的CO氣體，苯菲爾富液到再生塔上段下部已經(jīng)閃蒸出大部分二 氧化碳，形成半貧液，再進入132-F利用低變廢鍋產(chǎn)的26.556噸低壓蒸汽進一步進行四級 閃蒸再生，再生后的半貧液利用1107-J、107-J送到吸收塔下段上部，供吸收塔下段吸 收用，其余的半貧液不經(jīng)過132-F再生回流到再生塔下段，經(jīng)再沸器加熱提高溫度,(再生 塔底部設(shè)計操作溫度122C ,壓力0.179Mpa)進一步再生為貧液，貧液從再生塔底部出來， 經(jīng)貧液鍋爐給水換熱器(107 C),使溫度從122C降到70C ,再由貧液泵(106 J、J

21、A)抽 出經(jīng)水冷器(107 C),送往吸收塔上段頂部，供上段吸收用，正常情況下水冷器不加冷卻 水.再生塔頂出口的二氧化碳氣體經(jīng)水冷器(110 C),回流罐(113 F)水冷器(132 C). 洗滌塔(104 E),使二氧化碳氣體由103 C60C -40C ,壓力為0.113Mpa,二氧化碳 濃度為98.5%,流量為31691.072Nri9H送尿素車間此處，必須說明，本裝置的再生系統(tǒng)，因設(shè)備運輸?shù)脑?，設(shè)計為二個再生塔。使 流程較為復(fù)雜，但是這二個再生塔的結(jié)構(gòu)和操作條件相同。 其所有管線也是對稱安裝的， 如果再沸器的輸入熱量有不平衡的情況時，蝶形伐在10%右的范圍內(nèi)調(diào)節(jié)進入再沸器的低變氣流量

22、。為了使進入二個再生塔的富液量大致相等，從113 F回溜到再生塔的冷凝水經(jīng)108 J利用流孔板的作用將等量的水引入再生塔洗滌段頂部，一部分回流水 進入1116-F經(jīng)1116-J回到1104-C作為鍋爐給水，另一部分回流水在HC-0820 0821的控制下，均衡地進入再生塔下段。從吸收塔出來的工藝氣體(70C)經(jīng)分離罐(103 F)，將氣體中夾帶的溶液分離 下來，(4.5 m2/H)送往回流罐(113 F)，工藝氣再去合成氣壓縮機(103 J) 一段出 口的合成氣甲烷化預(yù)熱器(136 C)。預(yù)熱后進入高變爐后的甲烷化預(yù)熱器(104 C) 進一步預(yù)熱，在104 C出口設(shè)有旁路伐TCV12調(diào)節(jié)進甲烷

23、化器的溫度為316C，進入 甲烷化器（106 D）的氣體流量為141776.54NmVH，CO CO總含量小于0.46%。甲烷化 器內(nèi)裝有一層鎳觸媒（24.7m3），操作壓力2.762Mpa,氣體中的二氧化碳和一氧化碳與 氫氣反應(yīng)生產(chǎn)CH4 H2O出口溫度為345E，經(jīng)鍋爐給水換熱器（114 C）降至135C, 再經(jīng)鍋爐給水預(yù)熱器115-Ca降至60C,再經(jīng)過水冷器（115 C）降至37.8 C。進入凈 化氣分離器（104 F），分離出冷凝液1429.524 kg/H排出，氣體中的一氧化碳和二氧化 碳含量降到10PPm以下去合成壓縮系統(tǒng)。4. 精合成氣的壓縮和氨的合成進103 J第一段新鮮合成

24、氣量為141609.22NmVH （其中有2912 Nmi/H低壓氫），溫 度為38C,壓力為2.607氣體中甲烷含量0.9%, Ar含量0.3%,氮24.68%,氫74.11%。一 段出口氣排出4000Nm/H，作脫硫加氫用外，其余氣體分成兩路（約各占50%, 一路去甲烷化預(yù)熱器加熱洗氣后與另一路混合去水冷器（170 C）,（從氫氨回收有2004.8NmVH、溫度為40度的高壓氫回收入系統(tǒng)）一段出口氣壓力為6.48Mpa,溫度170C，兩路器匯合后溫度為139C，再進入氨冷器（129-C）,其冷凍側(cè)背壓控制在0.35Mpa,防 止凍結(jié)。出氨冷器后的溫度為7.8 C,進入分離罐（142 F）分

25、離水分后再進入103 J 二段壓縮，設(shè)氨冷器的目的是在于節(jié)省高壓段的功耗，并可減少合成氣中的水分，以保護壓縮機的轉(zhuǎn)子和提高產(chǎn)品氨質(zhì)量，第二段壓縮后氣體溫度為138C，壓力為15.74Mpa經(jīng)水冷器（116 C）溫度降到38C,再進入氨冷器（1130-C）,其冷凍側(cè)背壓控制在0.40 , 出氨冷器后的溫度為20度去分離罐（105 F）,分離出水后進入第三段壓縮，三段壓出 口溫度66.5 C,壓力為19.9Mpa,流量140239.01 Nm3/H三段壓縮出的新鮮氣與合成塔 出來的循環(huán)氣（溫度54.4 C,流量453968.03 Nm3/H）混合，混合氣溫52.1 C，經(jīng)水冷 器（124 C）冷卻

26、到36C,又分成兩路（每路氣量約50% , 一路經(jīng)第一氨冷器（117 C）, 第二氨冷器（118 C）,使溫度從36C -29.4 C -7.2 C,另一路經(jīng)熱交換器與從氨分 離出來的較冷的混合氣換熱，溫度降到7.2 C。這兩路氣匯合后，再經(jīng)第三氨冷器（119-C）,使溫度降到-12.2 C,進入氨分離器（106 F）分離出液氨后，氣體再通過 熱交換器（120 C）提高溫度為23.9 C,進入循環(huán)段壓縮提壓到209k/ cm2,溫度35.7 C, 先去合成塔（105 D）進出氣換熱器（121 C）,與出塔氣換熱，溫度提高141T，再去 合成塔進行氨合成反應(yīng)。合成塔的設(shè)計是塔外預(yù)熱，塔內(nèi)有多層冷

27、激式的縮口塔，塔內(nèi)換熱器置于的塔的上 部，以利于安裝配管及修理。合成塔（105 D）內(nèi)裝有三層鐵觸媒，（第一層11.6m3死 二層 16.1 m3，第三層 23.3 m3）共 51.0 m3。進塔氣分成兩部分，一部分是主線氣體經(jīng)過觸媒筐和筒體間的環(huán)隙得到部分預(yù)熱并 使塔壁溫度保持在安全范圍，然后再與出塔氣在上部換熱器（122 C）換熱提溫進入第 一層觸媒開始反應(yīng)，另一部分氣體，分三路進入第一、第二層觸媒上部冷激調(diào)溫和第三 層內(nèi)部換熱器進行換熱調(diào)溫。出塔氣溫度為348.7 C,經(jīng)過鍋爐給水預(yù)熱器（123 Ca 123-C）把溫度降到160C, 再經(jīng)過塔進出氣換熱器（121C）進一步降到54.4

28、C,然后與103 J三段壓縮出口新 鮮氣混合，如此往復(fù)循環(huán)。另外在合成系統(tǒng)設(shè)置了一個塔外開工加熱器（102 B），以燃料天然氣燃燒來加熱 進合成塔氣體，作為氨觸媒升溫還原用， 也可以用于停車后再升溫用，被加熱的氣體直 接在第一冷激線上進入氨觸媒層的零米。從氨分離器（106 F）分離出來的液氨49204.76 kg/H進入液氨中間貯槽107 F （壓 力 1.72Mpa,溫度-11.1 C）。液氨中間貯槽（107 F）來的液氨，一部分直接送閃蒸罐（112 F）流量30315k /H，一部分（流量2096k /H ,）送到冰機貯槽閃蒸氣氨冷器（126 C），其余（17446k /H）送到第二閃蒸罐

29、（111 F）,以保持液氨中間貯槽的液位穩(wěn)定。第一，二，三閃蒸罐與相應(yīng)的合成系統(tǒng)中的第一，二，三氨冷器是按熱虹吸原理進 行冷凍蒸發(fā)循環(huán)操作的，第一閃蒸罐（0.793Mpa, 20.6 C）出來液氨除送第一氨冷器外， 另外還要作為103 J 一段出口氨冷器（129 C）、103 J二段出口氨冷器（1130-C） 和馳放氣回收循環(huán)氨水氨冷器（A EA701）冷卻用，后三者用戶蒸發(fā)的氣氨進入第二閃 蒸罐，多余的液氨也送往第二閃蒸罐，第二閃蒸罐（0.342 , 0°C）的液氨除送第二氨冷 器外，另外還要作為吹除氣氨冷器（125 C）冷凍用，吹除氣氨冷器和冰機貯槽閃蒸汽 氨冷器的氣氨送往第三閃

30、蒸罐。多余的液氨送往第三閃蒸罐（0.117Mpa-17.8 C）的液氨送往第三氨冷器，還要抽出3552.63 kg/H，由冷氨泵（120 J, JA）送出作為成品液 氨一部分，以防止冷凍系統(tǒng)水的積累影響氨冷器的冷凍效率。一臺由中壓蒸汽透平帶動的二缸三段離心式冰機（105J），用來平衡送往尿素及 其它用戶所需要的成品液氨和合成系統(tǒng)所需要冷凍量，將氣氨再壓縮冷凍成液氨循環(huán)使 用。由第三閃蒸罐出來的氣氨（26311kg /H）送入冰機一段壓縮，一段出口與第二閃蒸 罐出來的氣氨（26104.59 kg/H）在缸內(nèi)混合進行二段壓縮，二段出口氣先經(jīng)水冷器（128 C）冷卻后，再與第一閃蒸罐出來的氣氨（94

31、16k /H ）匯合后進入底三段壓縮，三段 出口的氣氨進水冷器（127 CACB冷卻后成為液氨（61831.59 kg/H），送入冰機貯槽（109 F）。冰機貯槽（1.624Mpa41.5C）的閃蒸氣去閃蒸氣氨冷器，將氣體中氨冷凝分離出 來（1031k /H ）送往第一閃蒸罐，閃蒸余氣將送往氨回收系統(tǒng)進一步回收氨。冰機貯槽的液氨一部分（15531.59 kg /H ）送往第一閃蒸罐，余氨（46300k /H ）經(jīng) 熱氨泵（109 J，JA）提壓與氨冷匯合，送往尿素。每小時產(chǎn)品液氨49758.27 kg/H （1200 噸/天），壓力1.8Mpa溫度30C尿素停車時，產(chǎn)品氨全送氨球冷凍系統(tǒng)中設(shè)有

32、氨注射泵（117 J），其作用是從冰機貯槽吸取液氨噴射到合成氣 壓縮機一段出口水冷器（170 C），前和二段出口水冷器（116 C）前吸收合成氣中微 量的二氧化碳，隨后在142 F，105 F作為冷凝液排出，另外還有一噴射點是在合成 循環(huán)系統(tǒng)水冷器（124 C）之后，作為開工時合成系統(tǒng)防凍結(jié)之用。9o1畫韻昴us化疋胄jn-T詹匾丄蘋附圖1-天然氣壓縮及脫硫枷放空犬榕y收養(yǎng)踐I03-J 圧柚氓35 TC0. 4-0.6Mpa32774MCS/h來IT -汁a恫汽1WJ 段抽111O.RMPa閒1C4.0MI滴汽作曲3SH1C16. 5T/JI102- JT.段二毆LL電：桶hII1.冊帕i總?cè)?/p>

33、132 rIQ-iT?4. LMtii2. ：M2Wm 比103V 腫詁冃1忙過蓋 IUbP:inr3Tor4. OMfii0. L66k/ca255.代i32 rlOZtJA-nEJ102-|C9,2x 10*Kc«l/H55.6t I191-C193-C'I杭6.4pa4420Xm：Mi純；.pjhh367T23tl4fi. hlkp/hr10.2hsrT41t：逋悄報光L.OtiX iO6Kcn1/H* 441C能邑捌優(yōu)I, ftNX JflfiKffiVII1.12MPa：47. ftl：2.26Mhi19附圖2-轉(zhuǎn)化及變換J7t?3.監(jiān)、吶J2774rifil,fc

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36、OX!曲也"MiMHI11151-CS2J23T.I|箱環(huán)冷卸水去膻鹽木工序4K畑丁血來自變換工序23JM5NM3-11lM5MpaI02-F1511IW-CI01-F F塔0-73 Mpa1贓E上塔IU2-E卜塔洗港fit55*&1-1111U4-C-1*5閘爐73367XXn-h 2.S(45Mpu1SG.5V *45MP»芽tU40M'7h r 106TC T2.S45Mpa.慮力透平TZI52.9raw3l&9INM3/hOJ33Mpa110-C113-F136-CItM-J102-I-12831C7DT214l77.?JNnii70 TC

37、|.101-U冷卻忒1J2-C】主厲細101-C115-CAp115-C去合成工序MX：冊爐齡水U!776.54NM3,h2.67Mpa?sr14O1CSI69L072NM3/MilBMpaL04-EIIB-T"4or（：O2去味素廠附圖4-氨合成2.1.百檸沏勺I41. 5X：4/tnOKK/llE6 51D誦，1WI冷1402', LJ|XW：l -hK 72MPa -IE 1TC1.戰(zhàn)OMPu30. one 497Sfi. 27Kff/HL27-rA/rRi2H-r氟 r 電來論 70Nm;/Hi»f* 一1110 FCX rviaMPu1酶合i露!RKfif

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39、 7T/H:iP儲帛和1%!. 79 X laKualZFI1. ti24MRu 和.st52. lie23 . WPi5fP4207. O4XMi3/hT'CJ.旳37.：3MP4±Lj61831<<-2t>lO4B 5Ks/H1|744f5Kff/i|li. tiiMPu-17 . BX：陽詁加畑II2. WMP41120 J7JA118-tL07-F121-Ck 112：）C/CA20. 7Wfi i-iiic348. 7t：20. 2y8Mp4iI92OL 7tiKw II iw.-12C艙加氣尿素工藝流程概述（二尿）本裝置原為日本東洋工程公司（TE

40、C）水溶液全循環(huán)改良C法，在此基礎(chǔ)上采用TEC 的ACES2工藝進行技術(shù)改造。生產(chǎn)能力設(shè)計值：（1）2300t/d負荷，生產(chǎn)1910t/d大顆粒尿素，帶兩套三胺。（2）2300t/d負荷，生產(chǎn)1910t/d小顆粒尿素，帶兩套三胺。（3）2460t/d負荷，生產(chǎn)1910t/d大顆粒尿素，帶四套三胺。（4）2460t/d負荷，生產(chǎn)1910t/d小顆粒尿素，帶四套三胺。裝置分為六個部份，即合成、凈化、濃縮、回收、工藝冷凝液處理及三胺來尾氣處 理。1）合成工段從合成裝置來的原料液氨，溫度38C、壓力1.8 MPaG經(jīng)氨貯槽（FA401）,由氨升 壓泵（GA404）升壓，再經(jīng)液氨泵（GA101）升壓到2

41、1-24MPaG通過氨預(yù)熱器（U-EA101、 U-EA102 U-EA152預(yù)熱后，液氨溫度被加熱到140-145C,再經(jīng)高壓甲銨噴射器（U-EE151） 送至尿素合成塔（U-DC101）。其流量由回流管上的流量調(diào)節(jié)閥 FRC10控制。氨貯槽的壓 力由PIC4502控制在低于1.6MPaG原料二氧化碳,溫度40C、壓力0.115MPaG經(jīng)壓縮機（U-GB151壓縮至約15.7MPaG 大部分二氧化碳送到汽提塔（U-DA151）用作汽提介質(zhì)，其余部分送到尿素合成塔（U-DC101和低壓分解塔（U-DA202。合成圈所需鈍化空氣從二氧化碳壓縮機加入，其流量由FIC1551控制，以使二氧化碳中氧含

42、量在0.45-0.55%之間。二氧化碳中氫含量最大為1.0vol%，在進入合成圈以前，設(shè)置脫氫塔（U-DC151來 脫去二氧化碳中的氫。脫氫塔安裝在二氧化碳壓縮機（U-GB151的三段與四段之間，在其中發(fā)生催化氧化脫去氫，三段段間冷卻器將進入四段的氣體冷卻到 50C,在四段分 液器后分析氧和氫的含量。尿素合成塔操作條件為，溫度183C、壓力15.2MPaG NH3/CO為3.7。合成塔改造 后，襯里用25Cr-22Ni-2Mo不銹鋼，并安裝12層塔板。汽提塔（U-DA151和甲銨冷凝 器（U-EA151的操作壓力同合成塔（U-DC101 一樣。合成塔中達到高二氧化碳轉(zhuǎn)化率后，合成液進入汽提塔（

43、U-DA151，通過降膜加熱器和二氧化碳汽提，將尿素溶液中未反應(yīng)的甲銨分解及過量的氨汽提出來，其操作壓力 為15.2MPaG溫度177180C （底部），汽提出來的氣體進入甲銨冷凝器（U-EA15） 經(jīng) 過汽提后的尿素溶液含氨和二氧化碳約1315%送至凈化工段。回收工段返回的甲銨液，通過甲銨泵（U-GA102A/B加壓至15.7MPaG以上，送至 甲銨冷凝器（U-EA151上部洗滌段。甲銨冷凝器主要由冷凝段和上部洗滌段組成。冷凝段有U型管和10層塔板，冷凝段的操作溫度181C、壓力15.2MPaG從汽提塔（U-DA151）來的氨和二氧化碳進入其底部， 在殼程冷凝形成甲銨和尿素。在管程通過蒸汽冷

44、凝液循環(huán)泵（U-GA151循環(huán)。殼程形成的冷凝熱用來產(chǎn)生管程0.54MPaG的低壓蒸汽。甲銨冷凝器的洗滌段設(shè)有一填料段， 用回收工段返回的甲銨液吸收從冷凝段來的未冷凝的氨和二氧化碳。洗滌段的甲銨液在重力作用下沿下降管到冷凝段。甲銨冷凝器出來的氣體則進入高壓吸收塔冷卻器（U-EA401，進一步回收氨和二氧化碳，底部出來的溶液通過高壓甲銨噴射器（U-EE151 進入尿素合成塔（U-DC101。合成圈的操作壓力由調(diào)節(jié)閥PV150控制，安裝在甲銨冷凝器頂部的氣體管線上。2）凈化工段從合成工段來的尿素溶液進入凈化工段， 在此工段中尿素溶液未分解的甲銨和過剩 氨，通過減壓和加熱分解和分離出來。使尿素溶液濃

45、度達65%殘余的氨約為0.7%，然后送往濃縮工段。汽提塔（U-DA151）來的尿素溶液壓力從15.2MPaG降到1.72MPaG在（U-EA251）中 加熱到146C，然后進入高壓分解塔（U-DA2010進入高壓分解塔的尿素溶液在 EA251中預(yù)熱后，再通過DA20降膜加熱器EA201, 甲銨分解成氣相的氨和二氧化碳， 經(jīng)過蒸發(fā)器EA35熱量回收后進入高壓吸收塔冷卻器 EA401高壓分解塔在1.67MPaG和 159C條件下操作。從高壓分解塔出來尿素溶液中含氨和 二氧化碳分別為0.7wt%和3wt%高壓分解塔用從甲銨冷凝器頂部來的氣體來鈍化以保護 設(shè)備，達到防腐的目的。大部分的甲銨在高壓分解塔

46、分解，從高壓分解塔出來的尿素溶液進入低壓分解塔， 進一步凈化，將氨和二氧化碳的含量降到 0.7wt%和0.5wt%o低壓分解塔在0.275MPaG和124C（底部）條件下操作。其分解所需熱量一部分通 過從汽提塔頂來的氣體提供，另一部分通過再沸器EA202的蒸汽加熱供給。低壓段用二氧化碳汽提，其目的是使尿液在較低的溫度下，氨和二氧化碳達到較高的分離效果，減少副反應(yīng)的進行。從低壓分解塔分離出來的氣體進入回收段低壓吸收塔EA402溶液進入閃蒸分離器（U-FA252，在此殘余的氨和二氧化碳被閃蒸分離出來， 然后送到真空濃縮器（FA201。3）濃縮工段經(jīng)合成和凈化后，尿素溶液進入濃縮工段。濃縮工段采取兩

47、段蒸發(fā)、兩段濃縮的生產(chǎn)工藝。經(jīng)一段蒸發(fā)濃縮后，尿素溶液濃度 達到96.7wt%,經(jīng)二段蒸發(fā)濃縮后則水含量降至0.2wt%。96.7wt%的尿素溶液送到大顆粒 造粒工段或二段蒸發(fā)，而99.8wt%的尿素溶液去噴淋造粒產(chǎn)小顆粒尿素。從凈化工段來的尿素溶液首先進入真空濃縮器（U-FA201），濃縮到74wt%其操作 壓力為18KpaA溫度74C。真空濃縮器（U-FA201）蒸發(fā)所需熱量，由進入高壓吸收塔 冷卻器的氣體冷凝放熱所提供。蒸發(fā)出來的水蒸氣則進入第一表面冷凝器（U-EA551 o從真空濃縮器底部出來的尿素溶液進入一段蒸發(fā)器 （U-EA352，其操作條件為壓力 26.7KpaA、溫度12513

48、0C。尿素溶液濃縮至96.7wt%。熱量由從高壓分解塔和三胺甲銨 液汽提塔出來的氨和二氧化碳氣體冷凝放熱提供，其余部分由蒸汽提供。一段蒸發(fā)器（2/2 ）出來的汽液混合物在分離器（U-FA351中分離，氣相進入第二 表面冷凝器（U-EA552，冷凝后工藝冷凝液送至工藝冷凝液處理工段。從一段蒸發(fā)器出來的96.7wt%尿素溶液，由泵送至大顆粒造粒工段，當大顆粒裝置 停運時，溶液送到二段蒸發(fā)器進一步濃縮。在二段蒸發(fā)器及分離器中，尿素溶液被蒸發(fā)濃縮到99.7wt%，操作壓力3.33KpaA、溫度138C。蒸發(fā)出來的水蒸氣進入二段蒸發(fā)器表面冷凝器，冷凝后送到工藝冷凝液處 理工段。尿素熔融液則由泵GA35送

49、到造粒塔頂部的高位槽，再分布到12個噴頭（PF301）o 高位槽（FA301 ）的液位由LRA30J 1記錄報警，并根據(jù)液位高低決定使用噴頭數(shù)。噴灑出來的熔融尿素在造粒塔內(nèi)下落過程中冷卻固化，落到沸騰床（FD302進一步冷卻，一般粒狀尿素被冷卻到高于大氣溫度 1015C，再從沸騰床（FD302溢流口 流出經(jīng)皮帶（JD303而進入回轉(zhuǎn)篩，篩去大顆粒后再進入稱量皮帶（JD302），成品尿 素由WIS301旨示并累計。最后由JD501皮帶送往成品車間，篩出的大顆粒尿素進入 2# 溶解槽（FA306） o造粒塔采用機械通風(fēng)的方式，塔底有沸騰冷卻送風(fēng)機（GB303,塔頂設(shè)有四臺引風(fēng) 機（GB30船D），

50、將塔內(nèi)熱風(fēng)排入大氣中，沸騰冷卻送風(fēng)機（GB303送風(fēng)量不足部份由沸騰床周圍吸入冷空氣補充。塔頂設(shè)有粉塵回收裝置。造粒塔內(nèi)載塵空氣進入集塵室（ PF302被噴咀（PF303 噴出的稀尿液先進行洗滌。然后由20個波紋板洗滌器（FD305進行洗滌回收，以除去 粉狀尿素。稀尿液由造粒塔用循環(huán)泵（GA302供給，并且是循環(huán)使用。為了防止尿液濃度上升，在造粒塔用水泵（GA301不斷的加入一部蒸汽冷凝液， 集塵室內(nèi)尿液溢流到2#溶解槽（FA306后再溢流至1#溶解槽（FA302再用溶解槽泵（GA303輸送到真空濃縮器（FA201）或碳銨液槽（FA402）進行回收。4）回收工段在此工段，從分解系統(tǒng)來的氨-二氧

51、化碳-水的混合氣體用水吸收后返回尿素合成 塔。從低壓分解塔（DA202來的氣體在新增和原有低壓吸收塔（U-EA452 U-EA402 中被冷凝吸收，冷卻介質(zhì)為水。低壓吸收塔的操作條件為壓力0.245MPaG溫度45C。低壓吸收塔（EA402的壓力由PV402A/B調(diào)節(jié)控制，由于低壓分解塔加入了汽提二氧化 碳，在吸收塔里最終和氨反應(yīng)，降低氨分壓，使PV402A/B的排放量極小。PV402A的氣體送至濃縮表冷器冷凝回收，PV402B的氣體則直接排入大氣，生產(chǎn)正常時，PV402B-般處于關(guān)閉狀態(tài)。從低壓吸收塔出來的溶液經(jīng)高壓吸收液泵（U-GA402送至高壓吸收塔的中段作為 吸收液。在一段蒸發(fā)器（U-

52、EA352 （1/2 ）中，從高壓分解塔和三胺甲銨液汽提塔來的氣體 與從新增的高壓吸收塔冷卻器（U-EA451來的貧甲銨液混合，在蒸發(fā)器中冷凝回收的 熱量作為蒸發(fā)濃縮尿液的熱量。回收后的汽液混合物則進入高壓吸收塔冷卻器（U-EA401。在咼壓吸收塔冷卻器、新增的咼壓吸收塔冷卻器和咼壓吸收塔中，從咼壓分解塔、 三胺來甲銨液汽提塔來的氨和二氧化碳， 被吸收成甲銨液，吸收介質(zhì)為低壓吸收塔來的 甲銨液和從工藝冷凝液貯槽通過 GA553A/B來的工藝冷凝液。高壓吸收塔冷卻器（U-EA401）的操作條件為壓力1.61MPaG溫度99C。它出來的甲 銨液經(jīng)甲銨升壓泵（U-GA403和甲銨泵（U-GA102升

53、壓后，送至EA151的頂部。它出 來的氣體進入新增的高壓吸收塔冷卻器(U-EA451)。新增的高壓吸收塔冷卻器(U-EA451)的操作條件為壓力1.58MPaG溫度67C。高壓吸收塔冷卻器(U-EA401)、新增的高壓吸收塔冷卻器(U-EA451)和高壓吸收塔 (U-DA401)的壓力由高壓吸收塔頂部的 PV40控制。PV401的氣體直接排入大氣，氣體中 氨含量v= 5kg/h。高壓吸收塔冷卻器(U-EA401)內(nèi)甲銨反應(yīng)熱由三種介質(zhì)移走，分別是真空濃縮器循 環(huán)泵(GA201送來的尿液、熱水泵送來的熱水和循環(huán)冷卻水。5) 工藝冷凝液處理工段在該工段主要是將濃縮工段產(chǎn)生的工藝冷凝液進行解吸，將尿

54、素水解成氨和二氧化 碳，再將其返回系統(tǒng)。此工段分以下兩個部分：表面冷凝部分從真空濃縮器出來的水蒸氣經(jīng)兩段表冷器冷凝。第一表冷器在壓力13.316.0KpaA下操作，第二表冷器在壓力24.026.7KpaA下操作。第一噴射器給第一表冷器提供真空， 第二噴射器給第二表面冷凝器提供真空，噴射動力由0.54MPaG蒸汽提供。一小部分在表冷器未冷凝的氨，在最終表面冷凝器中冷凝。第一表冷器壓力以及真 空濃縮器的壓力由PIC204控制。從U-FA351分離器出來的水蒸氣引入第二表冷器，操作壓力為24.026.7MpaA。從分離器U-FA352來的氣體通過最終濃縮器第一噴射器，壓力從3.33KpaA增至10KpaA在U-EA55沖未冷凝的氣體通過最終濃縮器第二噴射器進入第一表冷器。在此 未冷凝的氣體通過