经济器是个换热器通过制冷剂自身节流蒸发吸收热量从而使另一部分制冷剂得到过冷。经济器很多时候用于二次进气螺杆压缩机制冷系统中在蒸发温度比较低的工况下。--25℃ 氨用经济器为满液式换热器一部分氨液节流后再管内蒸发后进入压缩机补气口另一部分氨液在管内过冷。 氨用经济器 来自冷凝器的高压液态制冷剂在进入经济器后分为两部分，一部分通过节流以热量膨胀的方式进行进一步冷却去降低另一部分的温度l令其过冷这呗稳定下来的过冷液体通过供液阀直接进蒸发器制冷而另一部分未冷却得气态制冷剂通过经济器与压缩机的联通管道重新进入压缩机继续压缩进入循环，它通过膨胀只能方式来稳定液态制冷介质以提高系统容量和效率。

简述了“新增1台尿塔、双塔并联”和与之相应的一系列改造 我公司尿素装置的设计系化四院二版通用 设计(尿塔23m3)，1996年8月竣工投产。又于 1998年lo月实施技术改造，设计能力由6× lok／a提高到10×lot 。运行中我们不断摸索改 进，进一步优化工艺，强化管理，其生产能力能达 到16×l ，日产达到520t时，系统仍无明显变 化。现就改造后几年来的运行情况作一总结。 1 双塔并联流程及塔板改造 技改新增一台23tn3尿塔，采用双塔并联流程 (如图1)。液氨泵、一甲泵、二氧化碳压缩机各增 加一台。在配管和设备布置时，两边的机泵各对 应新、旧合成塔，中间的一台作为两套合成塔的 公共备用设备，方便了机泵操作，也简化了流程。 在实际生产中产量比技改前增加了一倍，但由于 两台塔各自单独运行，转化率并未下降。氨泵采 用了变频调节，两台塔负荷可单独调整，操作灵 活，并有很大的弹性。在一台塔出现问题需检修 时，另一台塔双机单塔运行，既减少了排塔损失， 也减少了停车时间和停车次数。 双塔生产能力可达55o (最高日产537t时 圈1双塔并联工艺流程 1尿素合成塔2液氨泵3甲泵4 co,压缩机 系统无异常情况，能平稳运行)，转化率基本上可 个百分点。 达到63％以上。2000年3月，在不停产的情况下 2 中压系统 分别对两台塔的塔板进行了改造。保留下面三块 (1)中压分解系统：在两合成塔出液汇合后 旋流板，把四块多孔板中的最上端两块去掉，新 新增一台预分离器，用新型的自汽提式分解塔代 增i3块球帽塔板(宁波远东化工科技有限公 替原来的预蒸馏塔，首家采用预分离一自汽提工 司)。新型合成塔内件通过增加塔盘上气相的分 艺(如图2)。 散度与气液两相的接触机会和时间与小气流的 扩散，改善物料在合成塔内的流动，减少返混和 强化气液两相的接触，带走局部反应热来提高 co 转化率。从分析结果看，在单机最大负荷 (66m3／min压缩机，一段进口加到0．37mpa)，转化 率能达到65％以上，比改造前转化率提高i一2 圈2 预分离一自汽提流程 维普资讯 http:// 第6期 于涛：小尿素“六改十”运行总结 35 (2)中压吸收系统：新增一台换热面积为 1 10m2的一吸冷却器放在原71m2一吸冷却器前 面与之串联，新增一台闪蒸蒸发器，其热能利用 段换热面积为50m2，放在一段蒸发器热能利用段 后串联。使一吸塔前的换热面积达到330m2。一吸 塔不动只对塔板进行了改造，把8块塔板中的下 面4块更换成宁波远东化工科技公司的dl新型 塔板。上面4块增加一些泡罩。dl型塔板解决了 气液比偏大的问题，提高了气体流量和分离效 果。满足了负荷增加的要求。 (3)氨冷凝系统增加一台换热面积为220m2 的氨冷凝器放在原氨冷凝器a后串联。 3 低压系统 把二分塔取消，原来的预蒸馏塔当作二分塔 用，换热面积94m2，在二循一冷前新增一台换热 面积为100m2的二循预冷器。开车初期，系统极不 稳定，几乎无法生产。主要表现为一吸塔波动大， 经常超温，回流氨、回流氨水加不进去。一吸塔加 新鲜氨。惰洗器氨水走近路维持生产。低压吸收 负荷重，压力高，预冷器带液严重。 针对以上状况，我们对各处组分、压力等进 行分析、测定后认为： (1)一吸塔波动的原因主要为：负荷低时下 面的四块dl型塔板不起作用(气速过低，罩帽周 围的液体吹不起来，形不成循环)只有原来的4 块泡罩起作用，精洗效果差，温度波动。负荷高时 汽提塔气相带液，一甲液中尿素含量高(可达到 16％)，鼓泡段温度高，吸收效果差，负荷上移。精 洗段负荷过重。 (2)回流氨、回流氨水流不下来的原因是：氨 冷a换热面积小，气氨冷凝不下来，而出气管径 相对偏小，阻力大，使一吸塔与缓冲槽和惰洗器 间的压差过大，回流氨和回流氨水不能自流到一 吸塔。 (3)汽提塔带液的原因主要是：汽提气量过 大，预分离器气相全部通过汽提塔，汽提管内气 体流速过高液体下流速度慢。 (4)低压吸收负荷过重的原因是：汽提塔出 液nh 02比过高，冷凝量少，气体流速快，造成 气相带液。 针对以上原因我们做了以下改动： (1)预分离器出气管上加装一阀门，在阀前 设一近路，使预分离气不进汽提塔，而直接进一 吸冷却器，这样既减少了通过汽提塔的气量，消 除了气相带液，同时也降低了汽提塔出液中的 nhjco~比。相对来讲也减少了低压吸收的过剩 氨量，降低了低压吸收负荷。采用预分离一自汽 提流程后，分解压力和分解温度采用的仍是原预 蒸馏流程的工艺指标，在相同的压力、温度下由 于汽提的作用甲铵分解率增加了许多。又由于测 温点在出液管上，从汽提管下来的液体与上升的 温度较低的预分离气逆流接触，传质传热，一方 面降低了出液温度，另一方面有部分氨溶解到液 相。所测量的温度不是最高分解温度，由于上述 原因造成甲铵分解率提高，而总氨蒸出率并未提 高。 (2)氨冷凝器d由与a串联改为并联。这样 氨在a和d中大量冷凝，出a、d的气体量减少， 压力下降，一吸塔与缓冲槽、惰洗器的压差减少， 回流氨和回流氨水能顺利流入一吸塔。稳定了一 吸塔的操作，也降低了消耗。 (3)二循预冷器改到二循一冷器后，由于二 循一冷换热面积较大，约有80％-"氧化碳在一冷 内吸收冷凝，一冷内气体流速降低，消除了带液 问题。 经过以上改造以后，中低压系统运行非常平 稳，在双塔达到最大负荷(el产520t左右)时，系 统无明显变化，一吸塔运行稳定。充分显示出dl 型塔板的优点。 4 蒸发系统 新增一台与原一段蒸发器结构、型号相同的 设备，作为闪蒸蒸发器，正常生产时用低压蒸汽 或汽提塔出来的冷凝液进行加热。二段蒸发器进 行分体改造。取消二表氨冷，增加一台换热面积 为122m2的水冷，二表冷换热面积达到178m2。改 造后总体情况看蒸发系统运行比较平稳，产品质 量基本能达到优等品，但也存在一定的问题。 (1)一蒸加热器列管和管板脱焊。加热器泄 漏。分析原因可能是负荷较高，加热蒸汽压力波 动大，温度波动也大，加热器较短，弹性小，列管 与简体膨胀不一致，使焊缝处反复受力、脱焊。后 与设备制造厂联系在加热器壳侧加波型膨胀节。 同时加热器直径由500mm增加到700mm，换热 面积增加一倍。 (2)二蒸腐蚀严重，气相分离效果差。二段蒸 发加热器到分离器切向进口8mm厚的18—8材质 维普资讯 http:// 氮肥技术 20o6年第27卷 的钢板，使用不到一个月便被冲刷腐蚀穿孔，每 次检修都补焊、更换钢板弯头。 (3)二蒸分体改造后，分离空间几乎增加了 一倍，但分离效果并不理想，二表液中尿素含量 比原改造前还略有升高。 (4)一表冷换热面积小，夏季负荷高时真空 度不达标。 5 解吸塔、尾吸塔的改造 随着尿素系统负荷的增大以及吸收部分外 来氨水，解吸负荷重，尾吸塔吸收效果差，尾吸放 空气氨含量高。既损失了氨又污染了环境。于是 我们对解吸塔和尾吸塔进行了改造。 (1)解吸塔 解吸塔原设计是cl,700mm，25块泡罩塔板组 成的板式精馏塔，在其它方面不改动的情况下， 只把泡罩塔板更换为规整填料。后又用退下的一 蒸热能利用段换下原1 6m2的解吸换热器，加大入 塔蒸汽管线直径和蒸汽调节阀。扩大蒸汽分布器 小孔直径。从运行情况看效果良好，原泡罩塔正 常生产时第十五块塔板温度控制在120~c，解吸 废液中氨含量0．06％左右，改造后此点温度控制 100~c时，解吸废液即可达标，110℃时废液中氨 含量在0．03％左右，最大负荷可达25t／il。能保证 全部回收合成氨系统来的氨水，保障了污水达标 排放。 (2)尾吸塔 原尾吸塔cl,600mm，内散装用ci,25的废铝 管截成长度30mm左右的铝环填料，改造时塔径 不变，简体加高3m，把散装填料更换成不锈钢规 整填料，原来的瓜形喷头更换成多层槽式分布 器。增加一台冷却器与原尾吸冷却器串联使用。 在系统负荷增加一倍，吸收液量不增加的情况 下，尾吸塔出气中氨含量控制在3％(v)左右，远 低于设计值(9．5％)。 6 其它方面的改造 (1)膨胀槽 随着运行时间的延长，加热器列管结垢，换 热效果差，蒸汽消耗增加，蒸汽冷凝膨胀槽超压， 低压蒸汽时常放空。一、二分加热室压力在 0．89mpa以上，一蒸加热室压力在0．4mpa以下。 通过计算，一、二分加热后冷凝液减压到0．4mpa， 每吨尿素可产生二次蒸汽100kg，效益相当可观。 我们便把一、二分加热后冷凝液单独引入一个槽 子，我们称为一级膨胀槽，膨胀产生的二次蒸汽 供一蒸使用。冷凝液通过调节阀控制流人原冷凝 膨胀槽(二级膨胀槽)再次膨胀的蒸汽供系统保 温使用。 一段蒸发加热蒸汽不足部分通过tv一401补 充，保温蒸汽不足部分可直接引入一、二分加热 后冷凝液。 (2)蒸发器洗涤器 水溶液全循环法中用一表液作为尾吸塔的 吸收液，通过解吸只有极少部分尿素水解后被解 吸出来，绝大部分尿素随解吸废液排人地沟，浪 费了原料，污染了环境。为了回收这部分尿素，我 们又增加了一台蒸发器洗涤器，用二表液循环洗 涤一段蒸发气中央带的尿素，回收到蒸发或低压 系统。解吸废液中尿素含量从1．o％降到o．6％左 右，按平均降低oi3个百分点，每年可回收尿素 200t左右。厂区排放废水中nh3一n可降低 20mg／l，经济、环保效益显著。 (3)流化床冷却器 在激烈的市场竞争中，尿素的外观质量成为 产品质量的重要部分。农民喜欢颗粒大，粉尘少， 氨味小的产品。为了满足农民的需求，提高产品 在市场上的竞争力，我们定做了造粒喷头，上了 流化床冷却器，解决了颗粒增大后夏季成品温度 高易结块的问题，减少成品中的氨味。通过一系 列的技术改造和加强管理，从投产时吨尿消耗蒸 汽1．58t，氨耗590kg降到目前的蒸汽1．30t，氨耗 573kg，在负荷较低时蒸汽消耗达到1．2t。提高了 产品质量，降低了尿素成本，增强了产品的市场 竞争能力。 (收稿日期：2006—09—05)

　　　荒煤气在桥管和集气管被循环氨水冷却，温度由700℃—800℃降至82℃左右，初步冷却的荒煤气及冷凝液体经气液分离器，实现煤气与焦油氨水的初步分离，分离出的粗煤气进入横管初冷器,分离下来的焦油、氨水和焦油渣一起进入机械化氨水澄清槽进行分离。 　　　初冷器分上下两段，在初冷器上段，煤气与却管内的循环水换热冷却，煤气从82℃左右冷却到45℃左右，循环水从32℃左右升到40℃左右，然后煤气进入初冷器下段，在此煤气与下段冷却管内的制冷水进行换热，煤气从45℃左右冷却到21℃左右，制冷水由16℃左右升至23℃左右。冷却后的煤气进入电捕焦油器，最大限度的清除煤气中的焦油雾滴（≦20mg/mз）,经电捕后的煤气进入离心鼓风机进行加压，加压后的煤气进入下段工序。 　　　在初冷器冷凝下来的煤气冷凝液，由初冷器上段和下段流出，分别进入初冷器上、下段水封槽，然后进入上、下段冷凝液循环槽，分别由上段冷凝液循环泵和下段冷凝液循环泵，抽送到初冷器上段和下段的顶部喷淋，洗除冷却管外的沉积物。多余的上段冷凝液由下段冷凝液循环槽满流入上段冷凝液循环槽，剩余的下段冷凝液由上段冷凝液循环泵抽送到机械化氨水澄清槽。 从荒煤气管上分离出的焦油、氨水与焦油渣在机械化氨水澄清槽，澄清后分离成三层，上层为氨水，中层为焦油，下层为焦油渣。分离的氨水满流至循环氨水中间槽再满流至循环氨水槽，然后用循环氨水泵送至炼焦炉冷却荒煤气，当初冷器和电捕器需要清扫时，从循环氨水泵后切取一部分定期清扫，多余的氨水经循环氨水泵，抽送至剩余氨水槽，再用剩余氨水泵送至气浮除油机除去焦油，再用泵送至蒸氨塔进行蒸氨，分离的焦油至焦油中间槽进行焦油的进一步脱水，并定期用焦油泵送到焦油槽进行贮存，分离的焦油渣定期送往煤场掺混炼焦

无动力氨回收技术简介 根据驰放气中各组分间沸点的差异，通过深冷的方法使沸点高的氨首先冷凝变为液体，从混合气体中分离出来，得到气氨或液氨产品。系统的冷量由气体膨胀和分离出来的液氨减压蒸发两部分组成，当可利用的带压气体量足够多时，分离出来的液氨以较高压力液态出回收系统，否则以较低压力的气态氨出回收系统。 所设计的系统是利用储罐闪蒸气本身的工作压力膨胀制冷，使系统温度降低，从而使驰放气中的高沸点物质氨液化分离达到回收目的。由中国科学院理化技术研究所低温系统关键技术组，针对此类混合气体的热点而设计的专用膨胀机，利用驰放气本身的压力膨胀制冷，膨胀后的低压低温气体在高效换热器中返流，冷却正流进入系统的驰放气；随着驰放气温度的降低，其中的氨变为液体而从其它组分中分离出来。 该无动力氨回收装置回收到的氨产品纯度可达99％以上，分氨后的尾气残余氨含量根据用户条件的不同而有所差异，一般低于2％。若用户条件较好，比如有其它可以利用的带压力的气体去到膨胀机参加膨胀制冷，则系统冷量充足，尾气中残余氨含量可保证低于1％，例如四川美丰、山西永济等地将膜提氢尾气送到膨胀机膨胀制冷，残余氨含量均可小于1%，美丰运行最佳状态残氨含量0.2%，永济则为0.48%，原因是美丰可利用的提氢尾气量很大。整套系统除了仪控用电外，无需额外动力输入。

卡萨利（casale）hec尿素工艺介绍 　　(1)设有两个尿素合成塔。第一塔为主合成塔，操作压力22～24兆帕，温度195℃，氨／二氧化碳＝3．6，水／二氧化碳＝0，二氧化碳转化率为75％。第二塔为辅助合成塔亦称副塔，操作压力16兆帕，温度190℃，氨／二氧化碳＝4．5，水／二氧化碳＝1．3，二氧化碳转化率61．0％。两塔平均转化率达71％较其他尿素工艺均高。 (2)中压、低压回收系统设备小。 (3)物料、动力消耗较少。采用该法对全循环法尿素装置进行技术改造可降低氨耗、汽耗，经济效益较好。蒸发话系统与其他工艺大致相同，兹将高压部分及回收部分工艺流程介绍如下： 　　来自界外二氧化碳经二氧化碳压缩机加压至25兆帕与高压液氨泵加压后的液氨混合后先进入甲铵冷凝器，氨和二氧化碳反应生成热用来副产低压蒸汽，出甲铵冷凝器反应混合物进入第一合成塔，从塔顶部出来进入高压分解器上部分离器，高压分解器是用2．45兆 帕蒸汽加热产生气提作用。从分离器上部出来溶液进入第二合成塔，从中压吸收塔回收甲铵液经高压甲铵泵送入第二合成塔，从第二合成塔出来尿素溶液也送人高压 分解器上部分离器，一塔、二塔的尿素溶液在高压分解器底部出来进入中压分解器，从中压分解器出来进入低压分解器，从底压分解器出来尿素溶液送往蒸发器，在 真空下蒸发水分，尿素浓度达四％，然后用熔融尿素泵送往造粒塔造粒。从低压分离器上部分离器出来气体送人低压冷凝器，从低压冷凝器出来碳铵溶液经气液分离 器出来用低压碳铵泵送人中压吸收塔底部。 　　从第二合成塔顶部出来气体送人中压分解器上部分离器，从上部分离器出来气体先经一段蒸发器下加热器回收热量，然后送往中压吸收塔与塔上部喷淋下来液氨接触被吸收生成甲铵液／经高压甲铵泵送入第二合成塔。从中压吸收塔顶部出来气氨送入氨冷凝器，冷凝成 液氨流人液氨贮槽，循环使用。

楼主能否提供合成塔、汽提塔、低压甲铵液的组分数据？没有数据不好分析。 从楼主所讲的情况看，首先应该确认汽提塔组分是否正常。从低压系统各温度点看，低压系统负荷是高还是低？如果负荷高，根源应在高压系统；负荷不高而超压，很可能低压系统自身问题，会不会低压甲铵冷凝器或低压吸收塔有问题？氨水槽浓度高，是否低压系统经常排放所致？或者低压尾气吸收后返回氨水槽？ 前面已经讲到低压系统氨碳比的问题。如果低压系统氨碳比低，系统吨尿素co2消耗又高，可能要确认一下汽提塔是否存在窜气。如果co2窜入低压系统，也会造成超压。楼主最好提供一下高压、低压主要工艺参数，方便大家分析判断。

目前，国内外氯乙酸工业化生产路线主要是乙酸催化氯化法，根据采用催化剂的不同又分为硫磺、催化法和醋酐催化法。醋酐催化法与传统的硫磺法工艺相比，产品质量好，尤其是副产盐酸质量好，容易连续化生产，对环境污染小，无硫磺法产生的大量的so2尾气。 太原理工大学开发的醋酐催化氯化法技术成熟，已经成功转让并建设了多套工业化装置。其主要工艺过程为：以乙酸、液氯为原料，醋酐和硫酸为催化剂，经乙酸氯化、蒸馏、结晶、分离、干燥等工序制得成品。①氯化和蒸馏。氯化反应为塔式连续氯化，反应温度为95℃，氯化反应混合物中氯乙酸的质量分数为45%，其余大部分是未反应的乙酸，经蒸馏回收未反应的乙酸，蒸馏后氯乙酸的质量分数提高到90%。②结晶。采用悬浮降温结晶。③分离干燥。采用离心机分离，获得的滤饼为氯乙酸，用热空气干燥后进行精制和提纯，整个过程采用自动控制。④残液蒸馏。将结晶后的残液进行蒸馏，分离出氯乙酸、二氯乙酸和硫酸。⑤氯化塔塔顶气体首先进入冷凝器冷凝，然后用氨冷凝，气体温度降至-30℃以下，回收乙酸-乙酰氯和氯乙酰氯等有机物，不凝气氯化氢送到盐酸吸收塔生产盐酸。

简单说几条吧，希望对你有帮助。
1、酸性气燃烧部分，必须过氧燃烧，确保炉膛处于氧化性氛围。一般控制燃烧化学当量的2倍以上。
2、工艺气净化部分，如果烧酸性气一般没事，但如果处理诸如烷基化废酸之类的，需要确保除尘设施的好用（例如电除尘），否则后续scr压降会增加很快，导致运行周期短。
3、二氧化硫氧化组合反应器部分。需要控制好中压蒸汽取热量，把每段入口的反应温度控制在合适点上，一般四百就不错。
4、硫酸蒸汽冷凝部分。开工初期做好前段风道的吹扫放置异物损坏玻璃管、烘炉及开工严格控制升温速度（冬季120℃之前5℃/h）放置玻璃管破碎、运行过程中控制冷风侧压力高于工艺系统压力避免冷凝器泄露硫酸窜入空气露点腐蚀、控制工艺气冷凝后温度等。
5、冷凝硫酸降温循环务必确保正常，否则冷凝的热硫酸会对管道和硫酸储罐造成严重腐蚀。这也是重要连锁之一。
6、尾气处理阶段，根据不同的工艺有不同的处理办法。双氧水吸收法需格外注意稀硫酸（25%-30%）的腐蚀问题以及焚烧炉喷酸枪的腐蚀备用问题，减法吸收耗碱不经济但腐蚀较少，对后续污水处理厂有轻微影响。
7、SCR部分需注意氨气的补充量，过高导致氨逃逸过少尾气氮氧化物不合格。特别是采用含氨酸性气时更要注意及时调整。投用时一定要注意先确保热风量满足然后少量陪氨，否则会引起局部闪爆。
等等。。。。。

 

1 弛放气中气氨的等压回收 弛放气中气氨的含量随着液氨站贮槽压力的变化而变化。首先要确定液氨站贮槽的工作压力，贮槽压力设计过高会增加液氨站设备投入费用。贮槽压力设计太低液氨 容易蒸发为气氨造成液氨的损失。根据目前的经验，贮槽压力一般控制在2.0～2.5 mpa为宜。再根据工作压力设计球形贮罐的充装能力，并对外部作保温防腐，防止环境气候温度升高引起球形贮罐内部温度升高而增大液态氨的蒸发量。其次，合 成系统原设计由后放调节循环气中ch4的含量改为通过降低氨分和冷交液位来进行调节。这样操作便于弛放气中等压回收工段的压力控制 全部由液氨站减压调节阀控制，保证等压回收工段的工作压力稳定，有利于稀氨水吸收弛放气中气氨的反应平衡不容易被破坏，同时也防止产生合成系统卸压时突然 放空造成等压工段超压的安全隐患。 弛放气中氨等压回收工艺流程见图1。弛放气经过液氨站总弛放减压调节阀减压后，并保持0.8～1.0 mpa的工作压力，从填料吸收塔的中部进入，由填料层自下而上与从塔顶部喷淋自上而下的稀氨水在填料层中充分接触，经吸收后的尾气从填料塔顶部出来，再经 减压阀减压至0.2～0.5 mpa进入二级回收塔鼓泡式吸收，二级回收塔顶出来后经气液分离器，将少量的氨水分离出来，尾气送至余热回收系统作燃料。填料塔中的氨水吸收弛放气中的气 氨后进入填料下半部氨水槽，然后从填料塔底部经减压阀减压后进入排管降温，回到浓氨水缓冲槽，再经氨水泵加压进入填料吸收塔顶部喷淋下来。这样循环吸收， 直至将氨水浓度提到180～200 tt，送至中压蒸氨工段排走浓氨水后，再将二级回收塔的稀氨水补到浓氨槽，再次循环吸收。二级回收塔可直接补充软水。 2 精炼工段的氨水回收 为确保精炼再生系统在负压下解吸，保证铜液有足够的停留时间，精练工段的氨回收常采用高位吸收法，即从上回流塔侧面出来的再生气经气水分离器分离少量的冷 凝液后，直接进入高位吸收器，与稀氨水自上而下在垂直于浓氨水槽顶部的下降管中充分接触反应，同时氨水下降过程中在重力的作用下将保持再生部分处于负压状 态。考虑到再生气中除了nh3之外还有n2，h2，co和h2s等难溶气体，所以下降管的管径大小时应比计算值要偏大一点，以保证不溶气体在管道中畅通(如50m3／h的氨水泵，泵的出口管可选择φ76 mm的铝材质无缝管道，下降管道可选择φ219 mm的pvc塑料管)。氨水垂直落于1#氨水槽，经冷却后回到氨水泵进口，经氨水泵加压又进入高位吸氨器。这样循环吸收，直到1#氨水槽的氨水浓度达到180～200 tt，再将此浓氨水送到中压蒸氨工段，1#氨水槽又可从2#稀氨水槽补入稀氨水继续循环吸收。垂直落入1#氨水槽的不溶气体和还未被吸收的nh3从1#氨水槽顶部出来进入二级吸收塔的中部(二级吸收塔的上半部为湍球填料，下半部为稀氨水2#贮槽)，从1#氨水槽出来的nh3气在此处再次被吸收。 从回流塔顶部出来的再生气体温度约60℃，加上在下降过程中反应产生的温度，1#氨水槽的温度约70～80℃，所以一级回收装置必须考虑降温措施。可采用1#氨水槽安装水箱冷却，也可利用氨水槽与氨水泵进口位置高度差，泵进口前设置冷却排管降温，两者并用更理想。 在选择精炼氨二级回收装置时，主要需考虑吸收过程中尽量降低再生气释放的阻力，并保持再生系统负压解吸，即尽可能降低再生气排放阻力。在二级回收填料塔中 使用φ15～φ40 mm塑料小球(空心球)为宜，常用的塑料小球为φ30～φ38 mm，一般情况下取填料塔直径与塑料小球直径比值大于10为宜，否则易产生节涌现象。 经一级吸收塔吸收后的再生气进入二级吸收塔的中部(距离填料支承板约为50cm)，由气体分布器出来，进入支承板鼓泡通过液层并鼓动小球与喷淋下来的稀氨 水形成气液固相间的流动。填料的装填量以保持再生气的气速大于再生气能够使小球流化的最低流化速度，即再生气往上通过时能使所有的小球浮动起来。上升的再 生气流通过支承板时，支承板能起部分拦液作用，支承板上的持液高度约为填料静止时小球直径的1／2～2／3。在再生气流动鼓泡、支承板拦液作用下，床层迅 速膨胀，支承板上的小球在气液和泡沫中运动、旋转和相互碰撞，不断更新液膜表面并冲洗掉球面上的析出物，加强气液的接触。再生气穿过填料层后所夹带的少量 稀氨水液滴经塔顶部除沫器时被拦截下来。除沫器出来的再生气从塔顶出来再经罗茨机加压送余热回收系统作燃料。从填料往下落的稀氨水通过支承板后下落到塔下 部氨水槽，再经排管冷却降温后进入氨水泵进口，经加压再回到塔顶。当氨水循环浓缩到一定的滴度后作为一级氨水回收的补充氨水，同时也可根据生产的需要用作 脱硫氨水，精炼工段氨水回收工艺流程见图2。 3 浓氨水制成液氨 来自等压回收工段和精炼工段的浓氨水(180～200 tt)进入蒸氨工段的浓氨水槽，经氨水泵加压至2.5 mpa后送入塔前预热器，再进入蒸氨塔中部，沿塔向下流到蒸氨塔下部氨水槽，氨水中氨、水被加热而部分气化，氨蒸气中易挥发组分的组分大于浓氨水中易挥发 组分。氨蒸气沿塔向上流动，并与下降的氨水逆流接触，氨气相温度高于浓氨水的温度，气氨部分冷凝时把热量传给浓氨水，使浓氨水部分气化。上升的氨气中逐渐 增多，下降的氨气减少，当上升的氨气进入填料段后继续向上升，到达塔顶冷凝器时，气氨冷凝为液氨。部分液氨作回流，其余的进入液氨缓冲槽，最后送到液氨 站，塔底产品可循环蒸馏，当氨水低于60 tt时，经降温后可送到脱硫工段用作脱硫氨水。浓氨水制成液氨工艺流程见图3。 4 氨回收系统的综合利用 综合回收两级利用技术就是使液氨站、等压回收和精炼氨回收、脱盐水站、中压蒸氨工段、脱硫工段构成一个回收利用网络(见图4)，等压回收和精炼回收的浓氨 水(180～200 tt)送到中压蒸氨工段并制成液氨，等压回收、精炼回收的二级稀氨水和中压蒸氨的蒸馏液可送至脱硫工段用作脱硫氨水。等压回收的二级回收塔和精炼回收的二 级回收塔直接用脱盐软水补入。 5 结语 通过对弛放气中气氨进行等压回收，对精炼再生气中气氨进行高位二级吸收，制成高浓度氨水，再将高浓度氨水加压蒸馏制成无水液氨作为产品，其对企业调整产业结构、降低生产消耗、减少环境污染起到至关重要的作用，为企业带来了巨大的经济效益和环保社会效益。

二氧化碳汽提法与水溶液全循环法能耗比较(按吨尿素计算) 序号 名称 单位 全循环 co2汽提法 备注 1 水 t 170 100 2 电 kwh 150 125 3 蒸汽 t 1.7 0.98 4 副产蒸汽 t -0.18 外送 5 能耗比 1 0.57 co2汽提法节能幅度达43％ 从整个能耗角度考虑，与20万吨合成氨装置配套的30万吨尿素装置采用了改良二氧化碳汽提法工艺技术。 2. 2030工程优特点 2030工程作为国内第一套全部国产化的装置，在设计方面具有自身的优特点。 2.1 20万吨/年合成氨装置优特点 (1)提高了转化压力，合成采用15.0mpa低压合成工艺，降低压缩功耗； (2)降低一段炉水碳比，从而降低能耗； 转化、变换选用高活性、低h2o/c的新型催化剂，减少一段炉热负荷、降低转化管阻力、减少蒸汽消耗。 (3)采用新型hp-50薄壁管 采用薄壁型炉管，可减少燃料气量1.35％；同时由于炉管辐射热强度减小，将大为延长其使用寿命。与传统的hk炉管相比炉管内径增大，可多装催化剂30～50％。 (4)外输2.5mpa的中压蒸汽，供尿素装置使用。 (5)提高一段炉入口温度和二段炉空气预热温度，使一段出口ch4含量提至14.5％，减少工艺气在一段炉温升，从而节省燃料气消耗。 (6)合成塔采用三层径向合成塔，床间设间接换热器，合成塔阻力低，氨净值高，节省冷冻量及循环机功率。 (7)co2脱除采用二级吸收，二级再生，半贫液四级闪蒸配水力透平的改良热钾碱法，使低位能的热得到了充分的利用。 (8)一段炉对流段设置多组预热盘管，以尽量降低排烟温度，提高一段炉总的热效率，减少燃料天然气的吨氨消耗量，一段炉的设计热效率大于90%。 (9)低温变换后的工艺冷凝液采用中压蒸汽汽提后回收利用。 (10)采用膜分离法回收弛放气中的氢气，减少天然气消耗。产品氢气以高压氢和低压氢的形式回到系统，尾气送一段炉做燃料。 2.2 30万吨/年尿素装置优特点 (1)尿素装置采用先进的co2汽提工艺技术，在与合成等压的条件下，使甲铵分解并冷凝回收，提高了甲铵冷凝的温度，可副产低压蒸汽，供低压分解和蒸发作加热蒸汽用，并作为蒸汽喷射器的动力蒸汽以及提供系统保温用，以减少蒸汽的消耗；尿素合成在最佳压力及氨碳比条件下操作，合成压力为14mpa(a)，氨碳比为2.95，是所有尿素工艺中最低的，从而降低了电耗； (2)采用新型高效尿素合成塔塔盘，使合成转化率提高2～3％，减少了尿素装置所需的水、电、汽的消耗； (3)采用了深度水解工艺，解吸塔填料选用了规整填料，使排放的工艺冷凝液中的氨和尿素含量分别小于5 ppm，降低了尿素的氨耗，而且工艺冷凝液可用作锅炉给水。 (4)高压液氨泵、高压甲铵泵采用变频调速装置，可降低电耗； (5)采用二氧化碳脱氢工艺，消除了低压吸收塔及常压吸收塔出口尾气燃爆的可能性，确保了装置安全运行，进而可降低尾气中氨的含量，减少氨的损失。 工艺流程简述 原料天然气一部分抽出作燃料气，一部分进原料天然气压缩机加压后，温度预热到380℃左右，进入脱硫系统。总硫含量小于0.1ppm的天然气配入一定量的水蒸汽，预热后进入一、二段转化炉。经转化合格后的工艺气经高低温变换合格，脱除二氧化碳后，再经甲烷化炉将少量的一氧化碳与二氧化碳甲烷化成微量级，加压后送入合成产出合格的产品液氨。 3.1.2工艺控制 a、一、二段炉的工艺控制 压力：设计为一段炉出口压力为3.5mpa，因是新触媒，系统阻力降小，以满足氮氢气-空气联合压缩机氮一段进口压力为准，同时考虑脱碳的吸收质量。 水碳比：水碳比过高，系统阻力降会增多，同时高位能的蒸汽因不能完全反应，到后工序后会变成低位能的蒸汽，不利于节能降耗，但过低，要提高一、二段炉炉温才能使合成工段的甲烷含量不高，但不利于转化炉管寿命，同时会引起脱碳系统的热负荷不足，造成再生不合格，而使净化度差，也会造成脱碳液位难维持，生产中控制水碳比3.2左右。 炉温：一定的水碳比下，一段炉出口温度越高，同样的空气量将会导致二段炉超温，若出口温度低，则出口甲烷会偏高或进合成工段的氢氮比会失调，因此炉温的控制总以满足合成工段的氢氮比和甲烷含量为准则来控制。 一段炉进口温度：提高一段炉进口温度，可以降低炉管外壁温度，延长炉管使用寿命，同时可提高一段炉触媒的使用率，但过高又受材质和环境影响，且易发生析碳，因此控制为≤610℃。 b、脱碳工段的工艺控制 脱碳工段的工艺控制主要是二个方面：水平衡和热平衡的控制，二者是互相联系的，控制好一个平衡，另一个平衡也就控制好了。 温度：主要是控制好吸收塔进口温度。吸收塔进口温度越高，带进系统的水会越多，同时带进系统的热量也会更多，时间一长，溶液浓度会降低而不利于生产。同时因增大的系统水的排放，使脱碳系统的药品损失加大。反之，进口温度越低，溶液浓度会越来越高，会加剧系统的腐蚀。因此吸收塔进口温度一般控制在75℃左右为宜。 压力：指吸收压力和再生压力二个压力的控制。吸收压力是越高越有利于吸收，但是是以氢氮气－空气联合压缩机氮一进压力来控制系统压力的。再生压力越低越利于再生，也利于传热。因此有时系统热负荷不足时就可用降低再生系统压力的方式来增加系统的热量。但再生压力降低，带出系统的水会增加而使溶液浓度增加，使水平衡被打破。再生系统压力的控制与负荷有关，负荷高所控制的压力就高。 其它控制：控制好溶液的质量，包括溶液中各成份浓度、发泡高度、消泡时间等。用加强过滤，加强分析等手段来控制好其质量。 c、合成工段的工艺控制 合成工段的工艺控制，取决于各项操作条件。变化一个参数，就要用其它的参数来调节，调节依据就是合成系统压力和合成塔床层温度。主要有下列几个重要的控制参数。 氢氮比：过高过低都会造成整个合成系统的反应变差。如果调节不及时，系统压力会上涨、床温会下降。因氢氮是按3：1的比例结合而产生氨的，但在合成塔内，受合成触媒的影响，氢氮比在2.5－2.8的情况下，反应会更好。一般看合成反应，通过调节二段炉的空气加入量来调节入合成塔的氢氮比，使其处于最佳。 惰性气体放空量：合成系统是一个循环的反应系统，所含的惰性气体如果不放空，就会越积越多，造成合成率下降，系统压力上涨，生产能力下降。因此需连续排放一部份。但过大，会造成床温上涨，能耗加大。因此排放量要适度。 进塔氨含量：进塔氨含量高，不利于反应。但要想使进塔氨含量低，就会加大氨压缩机的负荷，同时会使氨冷器的进出口温度降得很低才行。一般控制进塔氨含量3.90%左右。 3.1.3 产量 合成氨装置运行至今，最高日产量达620吨，已超过设计日产600吨能力。 3.1.4 消耗 经过两个多月的试生产，于2005年11月，组织专家与工程技术人员对该装置进行了连续72小时的生产现场考核，结果表明该装置在节能降耗、气质方面具有明显优势。吨氨耗考核如下表： 序号 名称 设计值 考核值 备注 1 天然气(nm3) 887 885 2 电(kwh) 704 685.25 不包括循环水和照明 3 循环水(t) 252 209.71 4 外送饱和蒸汽(t) 2.36 2.22 5 总能耗(gcal/tam) 9.0 8.57 6 二段炉出口甲烷含量≤0.35％(干基) 0.27％ 7 低变气co含量 ≤0.30％(干基) 0.14％ 3.1.5 安全、环保、消防及工业卫生 在20万吨/年合成氨装置中，低变冷凝液采取了回收利用措施，装置区域无任何污水排放。为了减少环境污染，该装置增加了余热回收装置，每小时可向尿素工段输送2.5mpa中压蒸汽59吨以上，减少了生产用燃煤的消耗，同时也减少了环境污染，取得了良好的社会效益。在生产过程中，通过改进设计，增加消音设备，减少了装置开停车过程中的噪音问题，从而改善了工作环境，有利于职工身心健康。 3.2 30万吨/年co2汽提尿素装置生产运行情况 年产30万吨尿素装置于2005年9月10投料开车至今，从实际运行情况看，该装置工艺技术成熟、连续运行时间长、消耗低、质量优。 3.2.1 工艺控制 二氧化碳经脱氢后以120℃进入汽提塔与来自合成塔的尿液进行传质传热，将尿液中大部份氨与二氧化碳分解形成汽提气，汽提气与甲铵喷射器来的甲铵液、液氨一起进入高压甲铵冷凝器冷凝，冷凝后进入尿素合成塔脱水生成尿素，再经汽提塔后进入低压分解回收工段至蒸发造粒。尿素合成塔未反应的气体进入高压洗涤器，经甲铵液洗涤吸收后送入低压吸收塔，经洗涤吸收后放空。 3.2.2 产量 由于计划检修以及受天然气供给的影响，实际生产作业天数82天，共产尿素78096.5吨，最高班产达363吨，最高日产量达1051吨。已超过了日产1000吨的设计能力。 3.2.3 消耗 在经过一个多月的试生产后， 2005年11月专家和工程技术人员组成考核委员会对我公司日产1000吨汽提尿素装置进行了连续72小时现场生产考核。考核结果见下表： 序号 名称 单位 设计值 考核结果 1 电耗 kwh/tur 110 109 2 液氨 kg/tur 580 578 3 co2 kg/tur 770 770 4 蒸汽(2.45mpa 250℃) t/tur 0.98 1.17(包括水解) 5 回收蒸汽冷凝液 t/t 0.4 0.47 3.2.4 质量 30万吨/年尿素装置在投运的当天便产出了合格尿素，在试生产一个月后，内在优等品率达到100％，见72小时考核产品质量报表：