化工工艺及系统

4 化工工艺及系统

4.1 概述

4.1.1装置设计规模、装置组成与各工序名称

1)设计规模：18万吨/年合成氨，30万吨/年尿素

4.1.2生产方法、流程特点

合成氨装置以九鑫焦化厂提供的焦炉气为合成氨生产的原料气，焦炉气经气柜、鼓风及除焦、湿法脱硫后焦炉气去焦炉气压缩，压缩气进加热炉预热，然后进干法脱硫，将气体中的总硫脱至1PPm以下，利用空分装置送来的富氧，混入蒸汽进行催化

部分氧化转化，将气体中的甲烷及少量碳烃转化为CO和H

2，转化后的高温气体经废

锅回收热量降温后，补加蒸汽进入变换工序的中变炉，进行CO变换反应，调整CO 含量至3%，气体换热降温后，再进入装有铜锌触媒的低温变换炉，为保护低变催化剂，在最上段装填一层ZnO精脱硫剂把关，控制变换气中CO含量为0.3%；变换后的

低变气进入脱碳装置脱除CO

2，控制脱碳气中CO

2

含量≤0.2%，再经甲烷化装置精制，

使气体中的CO+ CO

2

≤10 PPm，合格的氢氮气经合成气压缩机组，加压至22.0MPa

送往氨合成装置。氨合成采用22.0MPa合成工艺，合成后的氨经冷却分离减压进液氨贮槽，液氨送尿素装置生产尿素，多余的液氨外卖。合成氨装置采用工艺技术成熟可靠，安全环保。

尿素装置采用改进型二氧化碳汽提法尿素工艺技术，其组成为：高压圈(包括尿素合成塔、汽提塔、高压甲铵冷凝器、高压洗涤器和高压喷射器)、低压分解吸收系统、真空蒸发系统、工艺冷凝液处理系统、尿素造粒工序。

改进型二氧化碳汽提法的主要工艺特点是在最佳氨碳比的条件下，使合成压力降到最低。同时，在合成压力下，用二氧化碳气对合成熔融物进行汽提，未转化的甲铵分解为氨和二氧化碳在等压下冷凝，其冷凝热用来副产蒸汽供低压分解和一段蒸发作加热蒸汽用，并作为蒸汽喷射器的动力蒸汽以及提供系统保温用。由于采用二氧化碳汽提，该工艺与氨汽提尿素工艺相比，汽提压力较低，汽提效率较高，因而无需中压

分解也能满足尿素装置生产的要求。该工艺技术改进后，采用了原料CO

2

气体的脱氢技术，大大降低了工艺过程中燃爆的危险程度，在高压洗涤器后设低压吸收塔吸收不凝气中的氨，减少了尿素装置的氨耗。工艺流程短，设备少，生产稳定，消耗低。

4.1.3 本装置的三废治理及环境保护的措施与实际效果

4.1.3.1 三废治理及环境保护

1 ) 废气治理措

（1）预热炉尾气

预热炉尾气33444 Nm3/h主要成份二氧化碳及少量二氧化硫，其污染物二氧化硫排放量3.92kg/h，由排气筒25m高空排放。

（2）低压吸收塔、常压吸收塔尾气

低压吸收塔、常压吸收塔尾气排放量1072.8 Nm3/h，主要组分为氨、惰性气体等，其污染物氨排放量4.8kg/h，由排气筒64m高空排放。

（3）造粒塔尾气

造粒塔尾气主要成份为空气及少量的氨、尿素粉尘，排放量350000 Nm3/h，其污染物氨排放量14kg/h、粉尘17.5kg/h,由经造粒塔排气筒收集后96m高空排放。

2) 废水治理措施

工艺装置的生产污水、装置地面冲洗水共计53m3/h。此废水送污水处理站。

3 ) 固体废弃物处置方式

生产装置固体废弃物主要为吸附剂、催化剂，其计854.4吨/年，回收后外售。

4) 噪声防治措施

本工程对单机噪声较大的动设备，如噪声较大的泵安装消音器或在噪声源集中的岗位设置了隔声操作间。出入压缩机厂房高噪声区的人员配备耳塞和耳罩。

4.1.3.2环保措施效果

和氨，通过采取相应的治理措施，使其排本项目工艺废气排放主要污染物为SO

2

放均能够满足《大气污染物综合排放标准》（GB16297－1996）及《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271-2001）规定限值要求，从设计角度将项目对环境的影响降至最低。

本项目废水排放遵循清污分流原则，生产污水（包括工艺污水、地面冲洗水、初期污染雨水）和生活污水送厂内污水处理站处理，处理后的污水全部回用，避免废水对环境的污染。

本项目固体废弃物排放种类较多，组分复杂。固废向场外运输时需遵循有关运输规定，避免产生二次污染。

4.1.4 生产制度

装置操作时间：8000小时/年

生产班数：生产岗位四班三运转，其他岗位一般白班制

4.2 原材料、产品（包括中间产品）及催化剂、吸附剂、化学品的主要规格

4.2.1产品（包括中间产品）技术规格，见表4-1

4.2.2 催化剂、吸附剂、化学品技术规格，见表4—2

4.3 装置危险性物料主要物性

生产中主要有毒、有害、易燃、易爆物质及特性见表4—3。

4.4生产流程简述

4.4.1焦炉气鼓风、除焦及脱硫工艺流程简述：

从气柜工序来的焦炉煤气，经电除尘进口水封，进入静电除尘器，焦炉煤气在电除尘器中除去残余粉尘微粒及焦油，后进入罗茨鼓风机升压到53kPa后送至脱硫工段。由鼓风及除尘来的焦炉气首先进入清洗冷却塔的下半段，冷却后再进入焦炉气脱硫塔，与栲胶液贫液逆流接触脱除硫化氢，从脱硫塔顶端出来的焦炉气硫化氢含量≤10mg/Nm3，通过清洗冷却塔的上半段冷却后，进入二级静电除尘器，除尘后送焦炉气压缩工序。

吸收硫化氢后的脱硫富液从脱硫塔底部出来后进入富液槽,?由泵送至再生槽喷射器，经喷射器自吸空气后进入再生贫液槽内氧化再生，浮选出来的硫泡沫自流进入硫泡沫槽，用泵送入连续熔硫釜加热熔融后制得副产品硫磺。

脱硫富液在再生贫液槽中被氧化再生为贫液后流入贫液再生槽下部，由贫液泵将栲胶液贫液送至脱硫塔循环使用。

4.4.2焦炉气压缩工艺流程简述：

由粗脱来的焦炉气（40℃，0.14MPa）经2台往复式焦炉气压缩机（4M50-286/23）压缩至2.4 MPa，接至经过活性炭滤油器过滤掉油后去甲烷转化工序。由甲烷精制来的净化气（40℃，2.0MPa）经2台往复式净化气压缩机（4M100–35.74 / 19-220）压缩至22.1MPa后去氨合成工序。

4.4.3制氧、制氮工艺流程简述：

本装置共有两段，其中第一段称为粗脱氮段，采用12-2-4-RP流程；第二段称为精制段，采用7-2-1-P流程。空气经压缩机加压至0.15MPa，先经后冷却器冷却至40℃，

进入处于吸附步序的2台吸附塔，空气中的H

2O、CO

2

、N

2

、Ar等杂质部分被锂型5A

分子筛吸附后,氧气纯度由最初的20.9%(V)提高到35%(V)后送入精制段进行进一步提浓。当被吸附杂质的浓度前沿接近床层出口时，关闭提浓段吸附塔入口阀和出口阀，使其停止吸附，通过四次均压步骤回收床层死空间的氧气，再顺着吸附方向使用产品气进行连续置换，使塔内氮气浓度达到产品要求。置换结束，逆放降压回收99.9%氮气产品，并对吸附剂进行初步再生。逆放结束，使用精制段底部过来的气体对吸附剂床层进行吹扫，使吸附剂床层进一步再生，并回收吹扫气中的氧气。在吹扫气中的氧气达到吸附剂床层底部之前，停止吹扫，依次使用V02102C、V02102B、V02102A对吸

附塔进行二段升升压。二段升结束后，利用提浓段的均压气和中间气对床层逐步升压至接近吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。部分置换气作为95%的氮气产品回收，吹扫气排入大气。

粗脱氮段来的中间气自下而上通过精制段处于吸附步序的2台吸附床层，出塔氧气送入富氧压缩机。当被吸附杂质的浓度前沿接近床层出口时，关闭吸附塔入口阀和出口阀，使其停止吸附，通过一次均压步骤回收床层死空间的氧气，并在吸附剂床层的上端进行顺放，将气体放入V02101C以回收氧，然后逆着吸附方向降压，依次将气体放入V02102A、V02102B、V02102C对吸附剂床层进行初步再生，逆放结束使用V02101中回收的气体对吸附剂床层进行吹扫，进一步再生吸附剂床层。接着进行均压升，然后利用精制系统的93%氧气产品气将吸附剂床层的压力提高到吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。

4.4.4干法脱硫工艺流程简述：

来自原料气压缩工段的2.4MPa(A)的焦炉气首先送往焦炉气转化工序加热炉加热（300℃，2.30 MPa（G）），进入Ⅰ级精脱硫加氢塔（R03501），焦炉气中的有机硫在

S。300-380℃，2.30 MPa（G）条件下，通过加氢催化剂（JT-8）使有机硫转化为H

2

加氢后的气体再进入预脱硫塔（C03501A/B），采用价格相对便宜的MnO做为预脱硫剂脱除大部分的H2S，来减轻精脱硫剂ZnO的负荷、延长寿命，降低运行费用。采用双塔流程，当串联使用时，脱硫过程主要在A塔中进行，B塔“把关”和备用。当采用并联操作时，气速低，阻力小，脱硫剂的利用情况不如串联使用好。由于焦炉气中的有机硫含量比较高，经预脱硫的焦炉气再进入Ⅱ级精脱硫加氢塔（R03502），将剩余的有机硫更彻底的转化为H2S。最后焦炉气进入采用双塔流程的精脱硫塔（C03502A/B），当串联使用时，B塔同样起着“把关”和备用的作用。当A塔出口硫含量接近入口硫含量时，将A塔从系统中切换出来更换催化剂，此时用B塔单独操作。更换后再串入流程中，此时A塔仍放在前面，以便将装填脱硫剂时产生的粉尘用B塔进行过滤，避免带到甲烷化工序中。一周以后将两塔倒换操作。焦炉气经精脱硫后硫含量降低到0.1PPM 的焦炉气，进入甲烷转化工序。经此工艺处理后，可使焦炉气总硫<0.1ppm，满足后工序催化剂入口要求。

4.4.5甲烷转化工艺流程简述：

焦炉气和蒸汽混合的原料气，温度650℃，压力2.25MPa（A），经烧嘴进入转化炉；工艺氧气与适量的中压蒸汽混合后温度181.4℃，压力2.5MPa（A），经烧嘴进入转化炉，在烧嘴顶部与焦炉气瞬间混合燃烧并反应，燃烧放出大量的热。少量的甲烷发生

预转化反应吸收热量，温度约为1150~1200℃，进入催化剂床层，进一步发生转化反应。出转化炉的温度为998℃，压力为2.2MPa（A），甲烷含量为0.6%（mol，干基）。转化炉采用内保温，转化炉外设计有水夹套，以保护转化炉金属壳体。转化气经热锅炉回收热量副产中压蒸汽后降温至310℃至变换。

4.4.6变换工艺流程简述：

来自焦炉气转化工序的煤气(310℃，2.2MPa(A))直接送往中温变换炉（R04101）进行变换反应。中变换炉出口的变换气约392℃，在甲烷化加热器中将脱碳气预热到305℃后，通过变换废热锅炉（E04102）中利用热量产2.5MPa饱和蒸汽，变换气则降温至280℃左右。降温后的变换气送淬冷过滤器（C04101）喷冷凝液降温至195℃后送低变炉（R04102）进行最后的变换反应。出第二变换炉变换气约224℃，送往脱碳工序。

4.4.7脱碳工艺流程简述：

从变换工序来的压力为2.1MPa(A)、224℃变换气直接进入解吸塔再沸器换热后，温度降至131℃，经1#变换器分离器气液分离后，气相进软水预热器对软水进行预热后经循环冷却水降温到40℃进2#变换气分离器气液分离后，进吸收塔脱碳，吸收塔分两段，上段为贫液吸收，下段是半贫液吸收。变换气从吸收塔底部进入，先与贫液逆流接触后，气体中CO2含量降低到10%后进入吸收塔与贫液逆流接触，出吸收塔温度升到45℃，经净化气冷却器冷却、净化气分离器气液分离器分离后气相去甲烷化工序。

从吸收塔底导出的MDEA富液经水力透平回收能量后进闪蒸塔闪蒸，闪蒸塔操作压力为0.16MPa，闪蒸后的MDEA溶液即为半贫液，其质量的2/3经半贫液冷却器降温到70℃经半贫液泵增压后从吸收塔中段导入。剩余的1/3经半贫液再生泵、贫液换热器升温后进再生塔进行再生，操作压力为0.16MPa，热再生塔底操作温度为118℃，热再生塔顶解吸气温度为98.8℃，进闪蒸塔下段作闪蒸塔气提气和加热用。为了保证MDEA溶液的清洁度，进解吸塔的半贫液的量的10%进行过滤，循环进入解吸塔顶。

新鲜MDEA贫液经溶液地下槽配置后经地下槽泵导入进解吸塔半贫液管线。

4.4.8甲烷化工艺流程简述：

由脱碳工序来的净化气温度为40℃,压力 2.0MPa(A)，经甲烷化换热器升温至290℃，送变换工序的甲烷化加热器继续加热至305℃后回甲烷化工序的甲烷化炉进行甲烷化反应，反应后的净化气温度350℃，经甲烷化换热器与脱碳来的净化气（40℃,

2.0MPa）进行换热，温度降至101℃后进入甲烷化水冷器用冷却循环水进一步降温到

40℃，送压缩工序。

4.4.9氨合成工艺流程简述：

来自循环机油分离器的气体分为两路，一路进入氨合成塔筒体与内件之间环隙冷却塔壁，出来后一部分用作冷激气送至塔顶作为f

2

冷激气调节第一径向层进口温度，剩下的与另一路气体汇合进入塔前换热器，换热至～200℃后分成四股气进入合成塔

内反应：一股用做冷激气f

1

由塔顶进入调节第二轴向层进口温度；一股用做冷激气

f 3调节第一径向层出口温度；一股用做调节床层零米温度冷付线f

由塔底进入；另一

股作为合成主气进入塔内反应。反应后～360℃进入废热回收器副产饱和蒸汽，废热回收器出口220～230℃气体进入塔前换热器加热入塔气体。塔前换热器出口～80℃气体进入水冷器，温度降低至～37℃进入冷交换器上部换热段继续降低温度，反应气中的氨进一步被冷凝，冷凝的液氨在冷交换器下部分离段被一次分离。一次分氨后的气体～20℃进入氨冷器，温度降至～-10℃与补充气汇合进入氨分离器进行二次分氨。二次分氨后的气体经冷交换器换热至～30℃进入循环机。出循环机的循环气经循环气油分离器分离油水后进入下一个循环。

塔前、塔后、补充气以及循环机各设有放空。另设有系统副线。

为提高液氨品质，补充气进系统前尽可能最大限度除去油污、水等杂质，设置补气氨冷器和补气油分，即补充气由压缩来进补气氨冷器降温至3～8℃再进补气油分分离绝大部分油、水等。

4.4.10氨回收工艺流程简述：

来自氨合成工序的放空气与来自氨库的驰放气进入吸收塔，收回放空气与驰放气中氨，未被吸收的气体经塔顶排至焦炉气转化作为加热炉的燃料，17%氨水从塔底排出分为两股；一股经水冷器降温至38℃回流至吸收塔，另一股经溶液换热器升温至145℃进精馏塔。氨水经精馏塔精馏，气氨从塔顶排出经塔顶冷却器冷凝为液氨去氨库，精馏残液经塔底排出，绝大部经软水槽回用，少量残液去污水处理站。

4.4.11尿素生产工艺流程简述：

（1）原料液氨的供应

来自界区的原料液氨经过液氨滤油进入高压氨泵，升压后通过高压喷射器送到高压冷凝器。高压喷射器以液氨为动力源将来自高压洗涤器的甲铵送入高压冷凝器。

（2）二氧化碳压缩

来自界区的原料二氧化碳气体通过二氧化碳液滴分离器后进入二氧化碳压缩机，

压缩至15.6 MPa(A)后送去脱氢工序。

（3）CO

2

脱氢

二氧化碳压缩机的五段出口气体，先进入高压CO

2

加热器，加热后进入脱氢反应

器，脱氢后的气体经高压CO

2冷却器冷却到所需温度后送入CO

2

气提塔。

（4）尿素合成

高压液氨作为甲铵喷射器的驱动流体，将甲铵液增压送入高压冷凝器。CO

2

气经

CO

2压缩机增压后进入CO

2

气提塔。合成塔中的尿液自流到降膜式CO

2

气提塔。合成塔

出口气相送入高压洗涤器。CO

2

气提塔出口液相送入低压分解系统。气提塔出口的气提气和甲铵喷射器来的甲铵液一起进入甲铵冷凝器，冷凝后进入尿素合成塔。高压冷凝器为一立式换热器，工艺气体和液体在管侧，壳侧用锅炉给水副产0.44MPa(A)蒸汽。高压冷凝器由气液两根管道分别将气体、液体送入尿素合成塔，以确保管系低压降和稳定的流动状态。高压洗涤器出口的气体含少量的氨和二氧化碳，送入低压吸收塔，用工艺冷凝液及蒸汽冷凝液吸收，吸收后的尾气排入大气中。

（5）低压分解回收

来自CO

2

气提塔底部的尿素—甲铵溶液经过液位控制阀减压到0.42MPa(A)，溶液中77%的二氧化碳和46%的氨得到闪蒸，并使溶液温度从173℃降到119℃，气-液混合物进到精馏塔顶。精馏塔上部为填料塔，起着气体精馏作用。下部为分离器。经过填料段下落的尿素—甲铵液流入循环加热器，温度升高到135℃，甲铵进一步分解，而后进入精馏塔下部的分离器分离。液体经液位控制阀流入闪蒸槽。气体上升到精馏塔填料段，精馏后的气体导出精馏塔，与来自第一解吸塔回流冷凝器的部分冷凝液，一并进入低压甲铵冷凝器管侧底部。两相并流上升进行吸收，吸收产生的热量，被冷凝器管侧的冷却水所带走。此冷却水经低压甲铵冷凝器循环水泵送低压甲铵冷凝器循环冷却器冷却。气液混合物从浸没式低压甲铵冷凝器上部溢流到低压甲铵冷凝器液位槽，进行气液分离。液体从液位槽底导出，经高压甲铵泵升压后送入高压洗涤器顶部。液位槽分离出的气体，入常压吸收塔。经填料段，被来自低压吸收塔的溶液和常压吸收塔洗涤液经常压吸收塔循环冷却器冷却后喷淋吸收。出常压吸收塔的气体送入排气筒。

（6）尿液蒸发

出精馏塔底部的尿素溶液，经液位控制阀减压后，送到闪蒸槽，压力约为

0.044MPa(A)。温度从135℃降到84℃，有相当一部分水、NH

3和CO

2

闪蒸出来。闪蒸

汽进到闪蒸冷凝器中冷凝。离开闪蒸槽的尿液浓度约为74%(wt)流入尿液贮槽，再由

尿液泵送入一段蒸发器。一段蒸发器分离段分离出的尿液去二段蒸发器，在0.0033MPa(A)，140℃下被浓缩到约99.7%(wt)的熔融尿素，经分离段分离后，熔融尿素由熔融泵送往位于造粒塔顶部的旋转喷头进行造粒，造粒塔底得到的成品颗粒尿素由胶带输送机送至包装楼包装。闪蒸气送至闪蒸冷凝器冷凝，不凝气与一段蒸发气汇合送至一段蒸发冷凝器冷凝，两者压差靠阀门调节。一段蒸发冷凝器未凝气由一段蒸发喷射器抽至最终冷凝器；二段蒸发气经升压器升压后送至二段蒸发冷凝器冷凝，不凝气由二段蒸发喷射器(A)抽至二段蒸发后冷凝器冷凝，不凝气由二段蒸发喷射器(B)抽至最终冷凝器冷凝，不凝气去排气筒。

（7）解吸和水解

蒸发冷凝液含有一定量的氨、二氧化碳和少量尿素。经真空大气腿流入氨水槽。氨水槽内用隔板分为三个间隔(二小一大)。各间隔之间在下部有孔连通。因此，液位相同但不完全相混。大间隔用来贮存工厂排放液或冲洗的工艺液体。一、二段冷凝液流入第一小间隔，因为含氨和二氧化碳较少，用作吸收塔的吸收液，经低压吸收塔给料泵送往低压吸收塔，吸收了氨和二氧化碳后的液体进入常压吸收塔，进一步吸收氨和二氧化碳后，液体经排气筒后返回氨水槽第二小间隔。

来自氨水槽第二小间隔的工艺冷凝液，经解吸塔给料泵加压，一路送至低压甲铵冷凝吸收系统，另一路经过解吸塔换热器，加热到110℃送到第一解吸塔上部，解吸出氨和二氧化碳。解吸塔的操作压力为0.3MPa(A)。出第一解吸塔的液体，经水解塔给料泵加压到2.0MPa(A)经水解塔换热器换热后，进入水解塔的上部。水解塔的下部通入2.45MPa(A)的蒸汽。使液体中所含的少量尿素水解成氨和二氧化碳。气相进入第一解吸塔上部，液相经水解塔换热器换热后温度为150℃，进入第二解吸塔上部，操作压力为0.3MPa(A)，塔下部通入0.4MPa(A)的蒸汽进行解吸，塔底温度为143℃。从液相中解吸出来的氨和二氧化碳及水蒸汽，直接导入第一解吸塔的下部，与第一解吸塔的液体进行质、热交换。出第一解吸塔的气体，含水小于40%，在回流冷凝器中冷凝。冷凝液一部分作为回流液回流到第一解吸塔的顶部，进行质热交换。以减少出塔气相的水含量，另一部分冷凝液，送到低压甲铵冷凝器。未被冷凝的气体进入常压吸收塔，进一步回收氨和二氧化碳后放空。在第二解吸塔解吸后的液体含氨小于5ppm；尿素小于5ppm。经解吸塔换热器换热和废水冷却器冷却后送出界区可用作锅炉给水。

（8）蒸汽及蒸汽冷凝液

来自锅炉房的2.45MPa(A)，225℃蒸汽，大部分蒸汽经调节阀稳压后进入高压蒸

汽饱和器，送汽提塔作热源；部分蒸汽补充入中压蒸汽饱和器、低压蒸汽包及水解塔作热源。来自汽提塔的蒸汽冷凝液进入高压蒸汽饱和器。

高压蒸汽饱和器出来的蒸汽冷凝液进入中压蒸汽饱和器，产生0.9MPa(A)的中压蒸汽，用于二段蒸发器作热源。

中压蒸汽饱和器出来的蒸汽冷凝液进入高压冷凝器的低压蒸汽包，副产的0.45MPa(A)蒸汽，分别送入循环加热器、一段蒸发器、保温系统、各蒸发喷射器和解吸塔，多余部分外送到界外。

高压冷凝器蒸汽包补充水由蒸汽冷凝液泵补入。

各楼层的保温蒸汽冷凝液收集于蒸汽冷凝液槽。

蒸汽冷凝液槽产生的闪蒸蒸汽，经蒸汽冷凝器后放空。

蒸汽冷凝液槽的蒸汽冷凝液由蒸汽冷凝液泵加压，部分送生产系统使用，其余经电导仪自动分析后送锅炉房。

（9）冷却水

来自尿素循环水装置的冷却水，温度≤32℃，压力为0.55MPa(A)，经上水总管分配去各冷却设备，各冷却设备的回水排入下水总管。离开尿素界区的温升约10℃，压力约0.35MPa(A)的冷却水返回尿素循环水冷却塔。

4.5主要设备的选型说明

（1）静电除尘器

选用两台静电除尘器，国内制造

外型尺寸：Φ4850 H=13200

处理气量：30000~36000Nm3/h

（2）罗茨鼓风机

选用三台罗茨鼓风机，两开一备。

正常流量：24048m3/h

压差：49kPa 电机功率：450kW

（3）精脱硫加氢塔 2台

Φ3000

催化剂装填量：50m3/台

（4）预脱硫塔 2台

Φ4000

催化剂装填量：150m3/台

（5）精脱硫塔 2台

Φ4000

催化剂装填量：共150m3/台

（6）富氧转化炉 1台

Φ2700/3400

催化剂装填量：Z205 3.15m3

Z204 13.16m3

（7）甲烷转化废热锅炉 1台

内管Φ42.4×3.6

外套管Φ76.1×5

管长4m，A=3.2m2

（8）中变炉，1台

Φ3400

催化剂装量：上段32m3，下段34m3

（9）低变炉，1台

Φ3400

催化剂装量：上段32m3，下段36m3（10）一氧化碳变换废热锅炉， 1台Φ2000/2600 卧式,A=200m2

（11）MDEA脱碳吸收塔，1台

φ3200/3600

（12）MDEA脱碳闪蒸塔，1台

Φ3400

（13）MDEA脱碳解吸塔，1台

φ3400

（14）甲烷化炉，1台

Φ3000

催化剂装填量：脱硫剂：4.95m3

甲烷化催化剂： 26.15 m3（15）高压液氨泵

选用三台往复式泵，国内制造，两开一备。

流量： 25m3/h

泵进口压力： 2.0MPa(A)

泵出口压力： 18.34MPa(A)

流量调节范围：50~100%

（16）高压甲铵泵

选用三台往复式泵，国内制造，两开一备。

流量： 12.5m3/h

泵进口压力： 0.318MPa(A)

泵出口压力： 16.6MPa(A)

流量调节范围：50~100%

（17）尿素合成塔（径流式塔型）

Φ2680 H＝27514 V=142.6m3

（18）汽提塔

Φ1900 H＝13030，换热面积 1012.7m2

换热管规格φ31×3 有效L＝6000，材质Cr25-Ni22-Mo2 （19）高压甲铵冷凝器

Φ1600 H＝16016，换热面积 1436m2

换热管规格φ25×2.5 材质Cr25-Ni22-Mo2

（20）高压洗涤器

Φ2500/φ800 H＝8492，换热面积 89.7m2

换热管规格φ25×2.5 材质Cr25-Ni22-Mo2

（21）氨合成塔

Φ2200 H＝22000 催化剂装填量：氨合成催化剂：49m3（22）焦炉气压缩机

型号：4M50，三台2开1备，单台打气量：20000N m3/h

入口压力：0.14MPa(A) 出口压力2.4MPa(A)

（23）精制气压缩机

型号：4M100，三台2开1备，单台打气量：35100N m3/h

入口压力：2.0MPa(A) 出口压力22.1MPa(A)

4.6动力（水、电、汽）、催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消耗量

* 使用情况系指连续、间歇、开停车频率和使用量等情况。

** 消耗定额以每吨产品计。

4.2.3 催化剂、吸附剂、化学品技术规格，见表4—6

表4—6 催化剂、吸附剂、化学品技术规格

4.7定员表

4.8三废排放量，见下表

4.8.1 废气

废气污染源和污染物排放情况见下表：

4.8.2废水

废水污染源和污染物排放情况见下表：

3 ) 固体废弃物

固体废弃物排放情况见下表：

4.9主要节能措施

（1）增设高效静电除焦油器

在脱硫工段罗茨风机前与清洗塔后分别增设高效静电除焦油器，减少气体中焦油含量，前者保护罗茨风机，后者减少更换氮氢压缩机阀片的次数，大大延长了压缩机有效使用时间。

（2）制冷系统蒸发式冷凝器

该设备是采用热力学、传热学等工程学的先进技术，对交叉式冷却塔和传统蒸发式冷凝器进行优化组合，从而具有结构紧凑、占地少、重量轻、安装方便简单等优点，使用了高效传热元件，提高了换热效率与冷却冷凝效果，达到运转功率小、耗电量少、冷却水耗量少的效果，是取代传统的立式水冷冷凝器的有效节能设备。

（3）采用经济运行的合成压力

氨合成催化剂生产强度，根据低空速、高净值、低阻力与节能的角度衡量及技术经济的分析，合成塔催化剂生产强度取18-20t氨/m3，使其操作压降低至22MPa，吨氨可节电50kwh左右，还可增加2-3%的氨产量。

（4）氨合成采用GC-R202ZY型塔内件节能优点有：

①采用轴径向气体分布技术（在分气筒和集气筒双侧均设计了鱼鳞筒二次分布器，气流从小孔分布后经鱼鳞筒二次分布空间分散，然后经鱼鳞孔切向分布（二次分布）至催化剂层，使均匀度提高，而催化剂死角减少，有效提高了分布器分布效果），催化剂床层同平面温差小（平面温差5～10℃），催化剂利用率高，特别在反应器大型化后，该技术更突显其优越性。

②塔阻力小：由于采用径向流为主的催化剂筐结构，其阻力只有轴向塔的30～40%，一般在0.4～0.8MPa，这样有效地降低了循环机功耗，保证循环机长周期、高效运行。

③氨净值高：由于径向层装填高活性小粒度（2.2～3.3mm）催化剂占全部催化剂总装填量的～80%，所以合成率比一般装填大颗粒催化剂的合成塔要高约20%，同时

该塔采用层间换热器间接换热方式移出反应热，因此比其它塔型氨净值高1～1.5%，使吨氨循环气量、冷冻量及新鲜气消耗量下降。

（5.）副产蒸汽综合利用

本工程化工装置转化废热锅炉、变换废热锅炉副产蒸汽全部并入锅炉房主蒸汽母管，替代燃气锅炉，化工副产汽已基本满足自身用热及尿素生产装置用热需求。

（6.）尿素生产主要节能措施：

①尿素装置采用先进的CO

汽提工艺技术，在与合成等压的条件下，使甲铵分

2

解并冷凝回收，提高了甲铵冷凝的温度，可副产低压蒸汽，供低压分解和蒸发加热用，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，从而降低了动力能耗。

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、蒸汽消耗。

③采用深度水解工艺技术，使排放的工艺冷凝液中氨和尿素的含量分别小于5ppm，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CO

脱氢工艺，大大降低了低压吸收塔及常压吸收塔出口尾气燃爆的可能

2

性，从而可降低尾气中氨的含量，减少氨的损失。