本发明属于尿素生产领域。

众所周知，工业上用氨和二氧化碳生产尿素至今世界上已有多种生产方法，通常可分为两大类：即水溶液全循环法及汽提法。水溶液全循环法系早期的尿素生产方法，其代表性流程有斯塔米邦公司的水溶液全循环法；三井／东压公司的全循环C法、D法；蒙特卡提尼公司的全循环法等，这是高能耗一类方法。汽提法尿素生产系六十年代及其后期开发的技术，其代表性流程有斯塔米邦公司的CO2汽提法（以下简称CO2汽提法）；斯纳姆公司的氨汽提法；蒙特爱迪生公司的等压双汽提法（IDR法）；三井／东压公司的节能节资新工艺（简称ACES法）。它们是使用CO2、NH3或二种都使用作为汽提剂的尿素生产方法，具有能耗低的特点。

在上述斯塔米卡邦的CO2汽提法工艺中，高压合成圈内的设备包括有：合成塔，汽提塔，高压冷凝器，高压洗涤器，它们都在同一压力下操作，除此还有二台蒸汽包。合成塔操作压力为13.7MPa（g），操作温度183－185℃，NH3／CO2（mol）＝2.8－2.9，H2O／CO2（mol）＝0.34，合成转化率为57％，汽提塔出液温度167℃，溶液中含NH37.8％，含CO210％；付产蒸汽压力0.32－0.34MPa（g)。

CO2汽提法系采用低的氨碳比，低的操作压力，来强化高压圈的工艺操作，即达到汽提塔的浓度汽提、高压洗涤器的浓度吸收，以此取消中压循环段，汽提后的溶液直接到低压段。这样带来的弊端是设备腐蚀大，需增加钝化空气量，导致尾气进入爆炸极限，设备需作成防爆型，增加脱H2系统等。这样流程短的优势就不复存在，设备有效利用率降低以及能耗相对高。由于操作条件的限制，该法的操作范围很窄、弹性小，操作稳定性差，装置难以实现长周期运转。为此在以后的年代以CO2气作汽提剂的工艺又发展起来了几种新流程（包括本发明的汽提循环法）。

在上述三井／东压公司的节能节资新工艺（ACES法）中，高压合成圈内的设备有：尿素合成塔、CO2汽提塔、第一、二高压甲胺冷凝器、高压洗涤器，它们都在同一压力下操作，此外还有二台蒸汽包。尿素合成塔的操作压力为：压力17.1MPa(g），温度190℃，NH3／CO2（mol）＝4.0，H2O／CO2（mol）＝0.64，合成转化率68％，付产蒸汽压力0.5MPa（g）。该工艺系采用高氨碳化，高操作压力，以提高尿素转化率。但它的高压设备台数多，操作环节多，操作难度大，个别设备结构复杂，制造难度大，总的设备费用增加。该工艺加入的防腐蚀空气量大，氧含量为原料CO2气的0.5%，这不仅降低了设备的有效利用率，且中压段尾气中氢氧比例已达到爆炸极限，装置操作非常不安全。

本发明的新汽提循环法尿素生产工艺及其装置的目的旨在设计一种具有新特色的节能型尿素生产工艺及其装置，该工艺具有能耗低，流程简短，操作弹性大，操作安全可靠性好，设备投资省等优点。

本发明的新汽提循环法尿素生产工艺包括有高压合成圈、中压循环段及低压循环段，它是以CO2作为汽提剂的汽提循环法尿素生产工艺，其特征是：

（1）.高压合成圈只有四台高压设备，即合成塔4、汽提塔5、高压甲铵冷凝器6、高压洗涤器7，这四台设备处于同一压力水平，彼此之间利用位差进行物料循环，其中：

（a）.合成塔4采用通常的多层筛板型，其操作参数为：压力15.5－16.5MPa（g），温度185－190℃，NH3／CO2（分子比）3.5－3.7，H2O／CO2（分子比）0.6－0.7，合成尿素转化率65－67％;

（b）.汽提塔5的塔内部分为上、下两部分，上部为溶液的填料分部器及列管液体分布器，即在原列管液体分部头上方增设一填料层，起分布和精馏作用，以节省蒸汽，改善汽提效率；下部为降膜式列管加热器，其操作参数为：压力15.5－16.5MPa(g)，出塔溶液温度170－175℃，出塔溶液氨含量11－13％;

（c）.高压甲胺冷凝器6采用釜式U形管换热器，管呈为工艺介质，壳呈发生低压蒸汽，换热器与蒸汽包合而一体，其操作参数为：压力15.5－16.5 MPa(g)，温度170－175℃，壳呈副产蒸汽压力0.4－0.6MPa(g)，这种结构操作简便，还可以减少一个单独的蒸汽包;

（d）.高压洗涤器7采用筛板结构，内设三块塔盘，仅起绝热吸收作用;

（2）.在高压圈内，采用二元防腐钝化剂，即除在CO2气进压缩机1之前加入空气外，并在合成塔4的反应物流入汽提塔5的入口处加入过氧化氢（H2O2），以满足系统设备防腐和安全操作的需要，特别是操作温度高，腐蚀程度相对要大的汽提塔的防腐需要。二元防腐剂的加入量为：空气0.20－0.25%（以O2计），过氧化氢（H2O2）为1.5－2.5Kg／T（尿素）；过氧化氢最好以过氧化氢水溶液的形式加入系统;

（3）.在中压循环段，中压分解器8采用带有填料层的分离器与降膜式列管加热器组合在一起的结构，上部是精馏段及列管液体分布器，下部是降膜式列管加热器（该加热器管呈又分为上下两段），溶液中的甲铵在此被加热分解为CO2、NH3，所需的热量，上段由低压蒸汽供给，下段由汽提塔来的中压蒸汽冷凝液供给，在中压分解器8的下部引入高压洗涤器7来的富氧尾气以钝化中压系统设备，同时在中压分解器的降膜式列管中起汽提作用；中压分解器8的操作参数为：压力量1.6－1.8MPa(g)，分解温度155－160℃;

（4）.在中压循环段，中压分解气体的冷凝吸收是在一段真空蒸发器22下部壳呈的热能回收段、甲铵分离器11、中压吸收器12以及与其相连接的管道组成的中压回收系统中进行，在压分解气体在一段真空蒸发器22热能回收段的冷凝热用来浓缩入真空蒸发工序的尿液，在中压吸收器12的冷凝热用调温冷却水移走，在中压吸收器12由卧式冷凝器及上段为塔盘、下段为填料的吸收塔组成，吸收塔上下两段为绝热吸收作用段，分别用二段蒸发工艺冷凝液及低压段来的碳铵溶液作吸收剂，中压冷凝系统甲铵液的温度为100－110℃;

（5）.在低压循环段，低压分解器9上部为填料段，下部是降膜式列管加热段，自低压分解器9及解吸塔32来的气体在低压冷凝器14、碳铵液贮槽15、碳铵液泵16、低压吸收塔17、低压吸收循环泵18、低压吸收循环冷却器19及其相连接的管道组成的低压回收系统中被回收，该系统的操作压力 为0.1－0.3MPa（g）。

本发明的新汽提循环法尿素生产工艺的流程见图1：CO2气经压缩机1入汽提塔5的下部，为了防腐蚀，在压缩机的入口CO2气中加入0.20－0.25%（以O2计）的空气。液NH3经高压氨泵2，液氨预热器3入合成塔4的底部，反应混合物在塔顶被分离成气相和液相。液相混合物入汽提塔5上部，在此加入过氧化氢（H2O2）的水溶液，以增强汽提塔的防腐，在汽提塔内，溶液经填料分布器及列管液体分布器入降膜式列管加热器，壳呈用2.2MPa（g）饱和蒸汽加热，溶液中的甲铵及过剩氨在加热及逆流接触CO2气的汽提作用下被分解和分离，出汽提塔顶部的气体入高压甲铵冷凝器6，在此气体与高压洗涤器7来的甲铵液混合并部分冷凝，冷凝热用于付产0.4－0.6MPa（g）的蒸汽，出甲铵冷凝器的气液混合物入合成塔4的下部。在合成塔内，物料经一定的停留时间，其中的CO2及NH3继续反应生产甲铵，反应热用于提高塔内物料温度以及提供甲铵转化成尿素的热量。出合成塔顶部的气相入高压洗涤器7，在此部分CO2及NH3被甲铵泵13送来的甲铵胺液进行绝热吸收，吸收后的液体入高压甲铵冷凝器6，顶部排出的尾气入中压分解器8的下部。

出汽提塔5的溶液经减压入中压分解器8上部分的空间，然后通过起分布和精馏作用的上部填料层，再经列管分布头均匀分配入下部的降膜式列管加热器，溶液中的甲铵在此被加热分解为CO2、NH3，所需要的热量在加热器上段由低压蒸汽供给，在下段由汽提塔5来的中压蒸冷凝液供给。在中压分解器8的下部引入自高压洗涤器7来的富氧尾气以钝化中压系统设备，同时在分解器的降膜式列管中起汽提作用。

中压分解器8的操作压力为1.6－1.8MPa（g），分解温度为155－160℃。

出中压分解器8底部的溶液经液位调节器入低压分解器9，低压分解器9的结构同中压分解器8，亦为降膜式列管加热器与分离器组合在一起的结构。在低压分解器9中，溶液中残存的甲铵进一步分解成CO2、NH3，分解所需的热量由低压蒸汽供给。低压分解器9的操作压力为0.15－0.30MPa(g)，分解温度为135－140℃。

出低压分解器9的尿液经液位调节器入闪蒸槽10，其操作压力为0.044MPa，然后尿液入一段真空蒸发器22或尿液槽20。

出中压分解器8顶部的气体与中压吸收器12的甲铵液一起入一段真空蒸发器22的下段，在此气体中部分CO2、NH3冷凝，冷凝热用于浓缩尿素溶液，出一段真空蒸发器22下段壳呈的气液混合物入甲铵分离器11，甲铵液经高压甲铵泵13入高压洗涤器7，气体入中压吸收器12继续冷凝，冷凝热由调温水移走。在卧式中压冷凝器上部设有吸收塔，该塔上部为塔板段，下部为填料段，塔板段用二段蒸发冷凝液泵36来的冷凝液为吸收剂，填料段用碳铵液泵16来的溶液喷淋吸收，不凝性气体经压力调节阀排入大气。

出低压分解器9的气体与解吸塔32来的气体在低压冷凝器14中冷凝，冷凝热用冷却水移走，冷凝后气液混合物入碳铵液贮槽15，溶液经碳铵液泵16部分送中压吸收器12吸收塔的填料段，部分用作解吸塔32的回流液。气体至低压吸收塔17，被中压吸收器12塔板段来的溶液和二段蒸发冷凝液泵36来的冷凝液吸收。出低压吸收塔17的不凝气体经压力调节阀排入大气。

尿液浓缩为传统的工艺过程。自闪蒸槽10来的尿液经一段真空蒸发器22，二段真空蒸发器23浓缩至99.7％，经熔融尿素泵24，造粒喷头25，造粒塔26，得到颗粒尿素产品。一段蒸发操作压力为0.027－0.033MPa（绝压），操作温度为128－130℃，二段蒸发操作压力为0.0033MPa（绝压），操作温度为138－140℃。自闪蒸槽、一段真空蒸发器和二段真空蒸发器来的气体在真空发生系统28中冷凝，真空发生系统28由表面冷凝器及蒸汽喷射器组成，冷凝热由冷却水移走，凝液入工艺冷凝液贮槽29。

来自贮槽29的工艺冷凝液含有少量NH3、CO2和尿素，经解吸塔给料泵30，解吸塔预热器31引入解吸塔32。解吸塔32由上、下二段组成，溶液通过上段塔板，其中的NH3、CO2被汽提出来，解吸后的溶液经水解器给料泵33，水解器预热器34入水解器35，在此溶液中的尿素在高温作用下及一定的停留时间被水解成NH3和CO2，所需要的热量由中压蒸汽提供。出水解器35的溶液经换热后入解吸塔32下段塔板的上部，溶液流经各塔板时其中的NH3、CO2被下部加入的蒸汽汽提出来。自解吸塔32底部导出的液体几乎为纯水，氨和尿素含量小于5ppm，经换热后排出界区进行利用。解吸塔32顶部及水解器35导出的气体入低压冷凝器14。水解器35的操作压力为2.3MPa（g），解吸塔32的操作压力为0.3MPa（g）。

一种尿素工艺，要真正能够实现工业化，除了工艺流程必须可靠先进外，还要有合理的设备结构选型和良好的设备材料作为保证。在本发明的新汽提循环法尿素生成工艺中，所采用的专用设备主要有汽提塔5、高压甲铵冷凝器6、中压分解器8、低压分解器9（基本与中压分解器8相同）。其余设备与已知的CO2汽提法、ACES法等工艺所采用的设备基本上相类似。

在本发明的工艺中，所采用的汽提塔5是一节能型CO2汽提塔，即在一般汽提塔的原列管液体分布头上方增设一制作简便的填料层，即填料分布器，塔内有上下两部分，上部为溶液的填料分布器及列管液体分布器，下部为降膜式列管加热器。

该种结构的汽提塔，上部的填料层可起物料的均匀分布与精馏作用，它的设置可起到节约蒸汽，改善汽提效率的作用。见图2。

在本发明的工艺中，高压甲铵冷凝器6采用釜式U形管换热器，管呈为工艺介质，壳呈发生低压蒸汽，换热器与蒸汽包合而一体。

这种结构不仅使工艺操作简单，同时可减少一个单独的蒸汽包，节省设备造价。见图3。

在本发明的工艺中，中压分解器8采用带有填料层的分离器与降膜式列管加热器组合在一起的结构，上部是精馏段及列管液体分布器，下部是降膜式列管加热段，该加热段管呈又分为上、下两段，上加热段使用低压蒸汽加热，下加热段由汽提塔5来的蒸汽冷凝液作热源。

低压分解器9的结构与中压分解器8的结构基本相同，其区别仅在于降膜式列管加热器部分，低压加热器9仅为一段。

这种组合结构的中、低压分解器，具有预分离和预精馏的功能，停留时间短，热效率高，付反应得到很好的控制。见图4。

本发明工艺是在现有汽提循环法尿素生产工艺及其装置的基础上优化改造而来，全部设备可以立足国内制造，与现有技术相比，本发明的工艺具有如下优点：

1.本发明工艺高压圈采用的氨碳比适中，工艺条件缓和，所增加的中压段取消了过剩氨回收系统，比起斯塔米卡邦的CO2汽提法操作弹性大、稳定性好，操作容易掌握，装置运转率高；

2.本发明工艺采用二元防腐钝化剂，防腐性能好，根除了燃烧爆炸源，装置操作安全性好，运转率高;

3.中压分解塔采用降膜式列管加热器与带有填料层的分离器组合在一起，具有预分离和预精馏的功能，并且在其下部引入高压段来的富氧尾气，不仅可以钝化中压系统的设备，使气体中所含的NH3、CO2在中压段得到全部回收，并且起到汽提作用，从而节省了蒸汽消耗。

4.本发明工艺采用节能型的CO2汽提塔，即在一般汽提塔的上部增设一制作简便的填料段，达到气、液良好分布，促进精馏作用，大大降低了列管加热段的负荷，从而节省了蒸汽;

5.本发明工艺的高压甲铵冷凝器采用釜式U形管换热器，壳呈发生低压蒸汽，蒸汽包与换热器为一体，无须再设单独的蒸汽包，比起立式列管甲铵冷凝器，管箱内无须设液体分布器等，结构简化，热效率高;

6.处理合成塔气相的高压洗涤器，“ACES”法为一填料塔，CO2汽提法为浸没式列管换热器并带一体积较大的防爆空间，结构复杂，操作不便，造价较高。本发明工艺为内设三块塔盘的筛板塔，仅起到绝热吸收作用，无须什么控制，操作简便安全;

7.对于高压合成圈，“ACES”法为五台高压设备，并带二个低压蒸汽包，CO2汽提法为四台高压设备，带二个低压蒸汽包，本发明的新汽提循环法尿素生产工艺仅为四台高压设备。从能耗上看，本发明工艺的蒸汽消耗与“ACES”法相近，比CO2汽提法低约250Kg／吨（尿素）。从投资上看，本发明工艺与增加了脱氢系统的CO2汽提法接近，比“ACES”法低约10％。

8.本发明工艺的全部设备可立足于国内制造，从而可以为国家节约大量外汇，并节省投资。

附图说明：

图1：新汽提循环法尿素生产工艺流程图

其中：

1.压缩机2.高压氨泵3.液氨预热器4.合成塔5.汽提塔6.高压甲铵冷凝器7.高压洗涤器8.中压分解器9.低压分解器10.闪蒸槽11.甲铵分离器12.中压吸收器13.高压甲铵泵 14.低压冷凝器15.碳铵液贮槽16.碳铵液泵17.低压吸收塔18.低压吸收循环泵19.低压吸收循环冷却器20.尿液槽21.尿液泵22.一段真空蒸发器23.二段真空蒸发器24.熔融尿素泵25.造粒喷头26.造粒塔27.皮带运输机28.真空发生系统29.工艺冷凝液贮槽30.解吸塔给料泵31.解吸塔预热器32.解吸塔33.水解器给料泵34.水解器预热器35.水解器

MS  中压蒸汽  CW  冷却水  PIC  压力调节器(指示控制)

LS  低压蒸汽  TW  调温冷却水  PRC  压力调节器(计录控制)

SC  蒸汽冷凝液  HC  遥控  LIC  液位调节器(指示控制)

图2：汽提塔结构示意图

其中：

1.列管液体分布器2.填料3.合成液入口4.气体出口5.CO2气入口6.尿素溶液出口7.蒸汽入口8.冷凝液出口9、10.人孔

图3：高压甲铵冷凝器结构示意图

其中：

1.管束2.管箱3.气体入口4.气液出口5.蒸汽出口6.安全阀接口7.蒸汽冷凝入口8.开工蒸汽入口9.人孔

图4：中压分解器结构示意图

其中：

1.填料2.列管液体分布器3.列管4.泵液入口5.气体出口6.富氧尾气入口7.尿液出口8.低压蒸汽入口9.冷凝液出口10.中压冷液入口11.中压冷液出口