80万吨年尿素装置节能改造项目可行性研究报告.doc

80万吨年尿素装置节能改造项目可行性研究报告
80万吨年尿素装置节能改造项目
可行性研究报告
前 言
**生物化工股份有限公司是1993 年3 月份由山东省**化学工业集团总公司发起设立，1997 年经山东省人民政府鲁政股字（1997）63 号文规范确认的定向幕集式股份制公司，企业类型为大一类，1999年被命名为省级重点高新技术企业，享有自营进口权，2000年被命名为国家级重点高新技术企业。公司总股本9600 万股，其中**集团有限公司持有8100 万股，占总股本的84.37%，内部持有1500 万股，占总股本的15.63%。
公司占地面积1500亩，有员工1880人，主要产品有：尿素、甲醇、甲醛、乌洛托品、硬脂酸、甘油、淀粉、葡萄糖、蒸汽、电、编织袋等三大系列二十多个品种，产品畅销国内外，深受广大客户信赖。2007 年实现销售收入145895 万元，利润11348万元，计划2008年完成销售收入20 亿元，利税20000万元，其中利润15000 万元。
该公司的综合经济实力雄厚，企业制度完善，技术创新能力强劲，核心竞争力突出，职工素质高，生活殷实，步入可持续发展的康庄大道。**工业园区作为颇具规模和实力的新兴工业城区，将为促进地方经济发展做出巨大的贡献。
该公司目前工艺装备先进，技术力量雄厚，质保体系健全，配套功能完善，已具备快速发展的各种优势条件。拥有完善的公用工程和生活设施，如排水系统、供电系统、消防系统等，并且拥有自己的设备维修队伍，为新上装置下一步的施工和建设提供了有利条件。
公司的发展规划是：“十一五”期间，将坚持科学的发展观，按照循环经济发展要求，立足于资源节约、清洁生产和可持续发展，持续不断地对现有化肥、油脂加工、玉米深加工生产装置进行扩产改造和产品结构优化，最终形成以煤化工、生物化工、精细化工为一体综合性工业园区。到2012 年底，公司将实现销售收入50 亿元，利税3 亿元。公司还将通过内部体制和管理模式的改革、完善和创新，进一步增强自我发展能力和核心竞争力。
1 项目概况
1.1项目内部基本概况
1.1.1工程总体概况
1、工程名称
**生物化工股份有限公司80万吨/年尿素装置节能改造项目
2、工程性质
本工程属于改造项目。
3、项目改造范围
以老厂现有合成氨为生产原料，采用先进的节能型CO2气提法尿素工艺技术路线生产尿素。
4、设计范围
（1）尿素装置（包括尿素主装置、CO2压缩、造粒、尿素贮运）；
（2）尿素装置综合楼（包括控制室、配电室、车间办公室、车间分析室等；
（3）上述新建装置配套的总图运输、给排水、消防等。
1.1.2主要工艺技术方案特点及水平对比
从国内外尿素技术进展来看，适合大型尿素装置建设的技术只有荷兰Stamicarbon公司的CO2气提工艺、意大利Snamprogetti公司的NH3气提工艺和日本东洋公司的ACES工艺。它们也是在世界上建厂数最多的工艺，代表当今尿素技术的发展方向。下面就上述三种工艺技术作一比较。
表1-1-1 三种工艺的主要工艺指标的比较（来源于日产900吨尿素的报价）
项目
CO2气提工艺
NH3气提工艺
ACES工艺
合成压力 MPa
13-14
15-16
17-18
合成温度 ℃
180-185
185-190
185-190
转化率 %
57
65
68
吨尿素氨耗 kg
0.568
0.566
0.568
吨尿素CO2耗 kg
0.744
0.735
0.750
吨尿素中压蒸汽（2.5MPa 饱和） t
0.996
0.89
0.72
吨尿素循环水消耗（温差10℃）m3
90.0
89.0
75
吨尿素电耗 kWh
102.0
115.0
134.0

从上表可以看出，三种工艺的吨尿素消耗指标基本相同。三种尿素的工艺特点如下：
（1）CO2气提工艺
1）流程简单。由于合成工段气提效率很高，减小了下游工序的复杂程度。Stamicarbon的CO2气提工艺是目前唯一工业化的只有单一低压回收工序的尿素生产工艺。因为流程简单，所以带来许多好处，如操作方便，投资省，可靠性强，运转率高，维修费用低等。
2）高压圈工艺在优化理论指导下运行。合成压力采用最低平衡压力、氨/碳比采用最低共沸组成时的氨/碳比（2.95）、操作压力为13.6 MPa、温度为180－183℃、冷凝温度为167℃、气提温度约190℃、气提效率为80%以上，这些参数都比较温和，因而采用316L或25-22-2CrNiMo材料即可达到材质耐强腐蚀性的要求，设备制造和维修都比较方便。
（3）电耗低。因为CO2气提工艺操作压力比其他气提工艺都低，因而高压氨泵、高压甲铵泵的功耗也低。另外，由于气提效率高且没有中压回收工段，没有单独的液氨需要循环回收，甲铵液的循环量也少，因而进一步降低了循环氨、甲铵所必须的功耗。
（4）采用池式冷凝器。采用池式高压甲铵冷凝器是Stamicarbon对其尿素工艺的最新改进。池式冷凝器作为初级反应器使合成塔的体积减少了约50%，使尿素框架的高度降低了约20 m。
（5）采用脱氢技术。在脱氢转化器中，通过催化燃烧除去原料CO2中的H2、CO等可燃性气体，使高压和低压放空气均处于爆炸范围之外，工艺装置安全性高。
（6）工艺冷凝液水解。工艺冷凝液经水解解吸后，其尿素和氨的含量均小于5ppm，不仅降低了氨损失，也消除了对环境的污染。
CO2气提工艺具有流程简单，设备总台数少，软、硬件费用也相对较低的优点， 90年代后期，Stamicarbon对其尿素技术作了较大的改进和推广，主要是增加了原料气脱氢装置，提高了装置的安全性能；合成塔结构改进、采用高效塔板提高了转化率，降低了合成塔高度及体积；将原立式降膜式甲铵冷凝器改为池式冷凝器，并将其用作初级反应器，减少了合成塔的体积，降低了工艺框架的高度。在此基础上，斯塔米卡邦在1996年5月召开的年会上推出了尿素2000+TM超优工艺，大大地提高了CO2气提工艺的竞争能力。
新型尿素2000+TM工艺包括若干重大改进，从而使新建尿素工厂的投资成本显著降低。其中主要的改进包括:优异的合成塔塔板设计、池式冷凝器以及Safurex专门双相不锈钢。2000+TM工艺的主要特点有:
1） 高压合成段的设备数由4台减少至3台；
2） 总体高度由52 m降低至26 m；
3） 因设备集成，昂贵的高压连接管线及喷嘴大大减少，相应地减少了泄漏和堵塞的几率；
4）在立式合成塔顶部，由于大量气体滞留，在合成塔的液面上存在着逆效应，但这种现象在该水平装置中则完全避免，从而为合成部分简便的全自动控制铺平了道路。该逆效应在高框架布置中很严重，在中度框架布置中仍有一定程度的存在。迄今为止，除非采用先进控制，合成段压力以及合成塔的液位都是手动控制的；
5）由于反应器水平布置（如果需要），克服了开车时由分批进料向连续生产转换的困难。该工厂用水启动后，逐渐稳定过渡到使用正常原料全面运行；
6）池式冷凝使合成部分对氨碳比（NH3/CO2）波动的敏感程度大大降低；
7）在产生同样量低压蒸气的情况下，冷却面积减少了50%；
8）由于框架降低，并且检查水平池式反应器较检查立式合成塔更加便捷，因而反应装置的安全性能提高；
9）投资节省10%左右。
10）大颗粒造粒技术
自从斯塔米卡邦气提尿素工艺开发之始，一直就以减少设备数目、降低框架高度为2个主要目标，以便在合成部分既充分利用重力作驱动力，又同时减少投资成本。经过30年的改进，所需设备总数减少了50%，工厂高度降低了50%，工厂的操作难度至少降低了50%。原料的消耗值几乎等于氨和二氧化碳的化学计算值，己无进一步减少的余地。公用工程的消耗也降至相当低的水平，若要进一步降低蒸汽消耗，需要开发新的热交换方法，从而使工艺更复杂，投资更昂贵。该工艺的废物及废气的排放量极低，接近于零，再没有重大改进的余地。
（2）NH3气提工艺
1）合成塔进料NH3/CO2摩尔比较高，CO2转化率较高，从而可减少高压回路以后的循环回收负荷；
2）由于合成系统NH3/CO2摩尔比较高（3.3-3.6）和设备选材恰当（如气提塔采用衬锆材料），大大减轻了设备的腐蚀问题，操作条件要求不苛刻，开车无需专门钝化高压系统设备。另外，即使事故停车，可以封塔几天而无需排放（国内企业反映，封塔时间不宜太长）。一般封塔3天再开车后尿素产品仍为白色，这样将减少 NH3及CO2的损失，并可快速开车，大大提高了装置的运转率；
3）中、低压分解加压器均为降膜式，操作过程积液量少，即使停车排放，NH3和CO2的损失量也少；
4）由于采用了甲铵喷射泵，所有高压设备均可布置在地面上，无需高层框架，可节约投资，大大加快建设进度，施工安装操作维修均安全方便；
5）由于有中压分解段，增加了操作的灵活性和弹性，还可以通过改变气提效率和高压甲铵冷凝器的副产蒸汽量来调节整个装置的蒸汽平衡，使之在最佳的条件下操作。但由于有中压分解系统，也增加了约10台设备；
6）工艺冷凝液经水解解吸处理后，尿素和氨的含量均可小于5ppm，不但彻底消除了污染，减少了氨和尿素的损失，而且处理后的冷凝液还可作为锅炉给水；
7）造粒改用转鼓造粒技术，克服了原用喷淋造粒尿素硬度小、粒径小、易结块且从塔顶排放的氨和尿素粉尘污染环境的缺点。
该工艺的最新进展为:
1）低压放空氨回收。增加吸收塔来回收低压系统放空的氨，可降低尿素装置氨耗，预计每年可回收氨300－500 t，
2）气提塔换热管由衬锆双金属不锈钢材质代替钛材。这种材料可有效地防止冲刷腐蚀；
3）BD放空管线及放空烟筒由不锈钢材质代替目前设计的碳钢材料；
4）柱式高压氨泵以脱盐水来代替密封油，这样每年可节约油20kL；
5）采用转鼓造粒技术，可增强成品的硬度，使颗粒增大，不易结块。
（3）ACES工艺
1）合成塔的操作条件最优化；气提塔内结构特殊设计以及分解、分离所需的热量不需外部供应，这些促成了ACES工艺能耗最低；
2）该法NH3/CO2摩尔比高，因而转化率也高；
3）ACES法在腐蚀性强的地方采用双相不锈钢，各种设备很少被腐蚀，工厂可以连续运转；
4）采用申请专利的特殊气提塔，具有高效的CO2气提效率。
综上所述，近几年来CO2气提工艺有了很大的进展，无论是设备结构型式，还是节能降耗以及新材料的研发都比另外两种工艺具有较大的优势。NH3气提工艺自90年代后期，也有大的实质性的改进，国内在90年代初至90年代中期曾经是NH3气提热，在不到10年中引进了十几套大、中NH3气提装置。ACES工艺在国内外建厂数很少。因此适合本项目大型尿素装置的技术只有CO2气提和NH3气提。下面是两种大型尿素工艺技术的进一步比较：
1）消耗定额比较
消耗定额比较(以每吨尿素产品计,期待值)
序号
采用技术
比较项目
SNAM
氨汽提工艺
CO2 汽提工艺
（池式冷凝器）
消耗量

1
液氨（100%）kg
566
568
2
二氧化碳（100%）kg
735
744
3
冷却水（△T=10℃）m3
102.6
103
4
电 kWh
26.3
18
5
蒸汽 kg
蒸汽压力MPa(g)
蒸汽温度℃
1015
955
4.2
4.55
382
387
回收的冷凝液量kg
1312
1230

2）尿素装置生产操作弹性比较
尿素装置生产操作弹性比较见下表。
尿素装置生产操作弹性比较表
序号
公司
比较项目
SNAM氨汽提
CO2汽提工艺
池式冷凝器
1
生产操作负荷变化范围（%）
40-105
60-105
2
封塔停车时间
≤48小时
封塔开车简便
≤24小时

3）三废排放保证值比较（按2700吨/日规模）
三废排放保证值比较见下表。
三废排放保证值比较表
序号
公司
比较项目
SNAM氨汽提
CO2汽提工艺
1）
工艺尾气
排放总量（Nm3/h）
约1303
约2900
排放NH3量（kg/h）
≤21
≤17
2）
造粒单元废气
排放量Nm3/h
约945000
约915000
排放气中尿素粉尘含量（mg/Nm3）
≤50
≤50
排放NH3量（mg/Nm3）
≤20
≤20
3）
处理后的工艺冷凝液
NH3含量（ppm）
≤3
≤3
尿素含量（ppm）
≤3
≤3

4）近年来国内大型尿素装置采用技术情况
近年来国内大型尿素装置采用技术情况见下表。
近年来国内大型尿素装置采用技术情况表
序号
项 目
投产年分
尿素工艺
1
泸天化
1976
StamicarbonCO2 汽提工艺
2
大庆石化化肥厂
1976
StamicarbonCO2 汽提工艺
3
齐鲁石化第二化肥厂
1976
StamicarbonCO2 汽提工艺
4
四川化工厂
1976
改良C法
5
沧州化肥厂
1977
StamicarbonCO2 汽提工艺
6
云天化
1977
StamicarbonCO2 汽提工艺
7
南京栖霞化肥厂
1977
StamicarbonCO2 汽提工艺
8
辽河石化化肥厂
1977
StamicarbonCO2 汽提工艺
9
广石化化肥厂
1978
StamicarbonCO2 汽提工艺
10
安庆石化化肥厂
1978
StamicarbonCO2 汽提工艺
11
赤天化
1978
StamicarbonCO2 汽提工艺
12
湖北化肥厂
1979
StamicarbonCO2 汽提工艺
13
巴陵石化洞庭氮肥厂
1979
StamicarbonCO2 汽提工艺
14
镇海石化化肥厂
1984
StamicarbonCO2 汽提工艺
15
乌鲁木齐化肥厂(一)
1985
StamicarbonCO2 汽提工艺
16
宁夏化肥厂(一)
1988
StamicarbonCO2 汽提工艺
17
中原化肥厂
1990
SNAM氨汽提法
18
四川天然气化工厂
1993
SNAM氨汽提法
19
816化肥厂
1993
SNAM氨汽提法
20
锦西化肥厂
1993
SNAM氨汽提法
21
富岛化肥厂（海洋一期）
1996
SNAM氨汽提法
22
渭河化肥厂
1996
TEC ACES
23
兰州化肥厂
1997
SNAM氨汽提法
24
九江石化总厂
1997
SNAM氨汽提法
25
内蒙古化工厂
1997
SNAM氨汽提法
26
乌鲁木齐化肥厂(二)
1997
StamicarbonCO2 汽提工艺
27
南京化工厂
1998
SNAM氨汽提法
28
宁夏化肥厂(二)
2000
SNAM氨汽提法
29
泽普化肥厂
2001
StamicarbonCO2 汽提工艺
池式冷凝器
30
海洋富岛二期
2003
StamicarbonCO2 汽提工艺
池式冷凝器
31
内蒙古鄂尔多斯联合化工
2009
StamicarbonCO2 汽提工艺
池式冷凝器

综上所述，两种融熔尿素工艺技术均成熟可靠。改良型CO2汽提（带池式冷凝器）目前在国内已有2700t/d大型尿素装置投产，工艺流程较氨汽提法简短，容易操作，生产稳定。大型的氨气提尿素工艺基本上在90年代的技术基础上进行放大设计，流程基本上没什么优化。因此本可研按改良型CO2汽提（带池式冷凝器）尿素技术进行编制。
现将该工艺特点叙述如下：
1）融熔尿素单元
低能耗（主要通过以下措施来达到）
l 出合成塔尿素溶液用原料CO2气汽提
l 采用池式甲铵冷凝器
l 合成系统中CO2及NH3的转化率高
l 热量回收
l 低水负荷
l 低合成压力
l 合成工序重力流动循环
合成在接近共沸点NH3/CO2为3.0下操作，合成塔压力只有14MPa，温度为183℃。不仅对CO2而且对NH3都有较高的转化率。
在原理上，NH3和CO2均能用作为汽提剂以汽提未转化的反应物。但如仅利用NH3，由于NH3的溶解度大，热分解更难达到有效的汽提效果，因此出合成工序的尿素溶液中NH3浓度较高。而通过利用CO2汽提，在整个循环装置中，NH3最终浓度仅为6-7%，CO2浓度为8-10%。
因此，从汽提塔排出的未转化的CO2和NH3只需一个低压回收部分回收工序即可，从而简化了流程。
至合成部分的物料和从此部分排出的物料中，NH3/CO2比为最佳分子比2。
75%以上的未转化的反应物在合成部分循环，循环至合成的甲铵溶液含水31%，低水负荷有利于尿素转化。
池式冷凝器中发生下列反应：
l 气体冷凝成甲铵并副产低压蒸汽
l 完成60%的尿素转化
池式冷凝器与传统的降膜式冷凝器比较，合成塔容积减少了40%；因而减少了尿素装置框架的高度；同时增大了传热系数及传热温差，减少了传热面积；增大了操作弹性。
合成部分设备按重力流动布置，节省了能耗。
设计简单
约75%的没有转化的反应物均在合成圈内循环，仅少量的NH3和CO2在NH3/CO2比为2的状况下从合成系统离开，因此循环工序只有一个低压回收工序。
由于此工艺没有中压循环部分，减少了投资消耗和装置面积，减少了事故停车次数，同时降低了能耗及发生腐蚀的危险。
尿素溶液贮槽和工艺冷凝液槽因有足够的缓冲能力，从而提供了较大的操作弹性。
尿素装置设备布置具有以下特点：
l 利用重力流动，节省能量
l 合成回路无转动设备
l 操作及维修方便
安全性好
存在于原料CO2气中的H2及加入的防腐空气，是净化后的工艺尾气的主要成分。这种气体具有可燃性及可爆炸性。为了防止这种气体产生，Stamicarbon设置了脱H2反应器，利用催化剂以脱出CO2气中的H2，使装置所有工序中的物料组成不具有可爆炸性，有效地保护了设备及人员安全。该设施从1978年以来已成功地投入运行。
操作简易
几乎所有操作均能在控制室完成。
合成工序主要操作参数容易调节控制。NH3/CO2比可通过合成溶液的分析仪连续监视，用加入的氨量调节；合成压力用调整池式冷凝器的副产蒸汽压力调节；汽提塔效率用调整壳侧加热蒸汽压力调节。
循环工序无中压段，工艺流程简短，并且出汽提塔尿素溶液中NH3与CO2分子比为2，循环工序中吸收系统无过剩氨的分离，只需加入适量水将分解气体全部冷凝吸收，容易操作。
能在60%至额定能力的任何负荷下操作。
高运转率 （高运转率来源于以下因素）
l 工艺流程短，设备数量少，出故障几率较小。
l 操作简易
l 工艺条件较温和，材料选择合理，设备腐蚀率低，运转周期及使用寿命长。
该法最长运转记录为471天。
2）造粒单元
目前，在国内外尿素生产装置中，尿素的造粒工艺有两种，一种是使用较多的造粒塔颗粒尿素，另一种是机械造粒的大颗粒尿素。大颗粒尿素由于其独特的施肥效果，近几年国内好多厂相继采用大颗粒尿素造粒工艺，大颗粒尿素比小颗粒尿素的价格一般要高出150-200元/吨。本项目是润银化工公司利用新技术替代原有的能耗高的节能改造项目，原有尿素产品为造粒塔尿素，公司有完整成熟的尿素产品销售渠道，因此本项目尿素造粒单元还采用造粒塔造粒。
1.1.3建设项目地理位置、用地面积和生产规模
1）、建设项目地理位置和用地面积
**生物化工股份有限公司80万吨/年尿素装置节能改造项目拟建场地位于山东省**县城南5公里处**镇，本改造工程装置区占地面积约为 4.72公顷。。山东省**县地处山东西南部，属泰安市，地势北高南低，中南为平原，西部为**湖。厂区北部是东西走向的大汶河，厂区东紧靠105国道，交通十分便利。
2）、生产规模
本项目最终产品为尿素。
尿素生产能力：80万吨/年
年操作日：300天
年操作小时：7200小时
1.1.4原料及辅助材料
主要原材料用量表
1
原料液氨
万吨/年
46

2
原料CO2
万吨/年
60.264
不计入成本
辅助材料用量表
1
循环水
万m3 /年
8317.08

2
蒸汽
万吨/年
107.811

3
电
万kWh/年
1458

1.1.5建设项目工艺流程简述
1）熔融尿素单元工艺说明
熔融尿素单元设计为生产99.5%的熔融尿素，其工艺为应用池式冷凝器的CO2汽提法。
该单元由下列工序及辅助设施组成
l 氨的加压及CO2气压缩工序
l 合成及汽提工序
l 循环工序
l 尿素溶液贮存及蒸发工序
l 解吸和水解工序
l 辅助设施
l 蒸汽系统
参见所附工艺流程图。

氨的加压及CO2气压缩工序
来自界区外的液氨，经液氨过滤器（L-3101）至高压氨泵（P-3102）。液氨在此被加压至16.0MPa(A)，通过甲铵喷射器（J-3201）至高压甲铵池式冷凝器（E-3202）。液氨在喷射器中膨胀产生的抽力，将高压洗涤器（E-3203）来的甲铵液带入池式冷凝器，池式冷凝器操作压力14.3MPa(A)。
自界区外来的CO2气含有大约1.2%(mol%)H2及0.3%N2(mol%)，压力为0.15MPa(A)。CO2气通过CO2压缩机入口分离器（S-3101）至CO2压缩机（K-3102）入口。
出CO2压缩机第一段压缩的气体经冷却后与加入的工艺空气混合后入一段分离器分离出冷凝水。出分离器的气体入压缩机二段入口。
出压缩机二段的气体至脱H2反应器（R-3101）脱H2反应器内装有以Al2O3为载体的铂或钯触媒。CO2气中的可燃气体H2及CH4等在触媒的作用下发生下述反应
2H2+O2=2H2O
2CO+O2=2CO2
CH4+2O2=2H2O+CO2
出反应器的气体经压缩机二段冷却器及分离器进压缩机三段入口。
脱除H2后的CO2气经压缩机三段及四段压缩至14.8MPa(A)进入高压汽提塔（E-3101）。
CO2压缩机由中压蒸汽透平驱动。

合成及汽提工序
液氨和CO2气体生成尿素的反应在温度170-190℃和压力135-145bar下进行，反应式如下：
2NH3+CO2=NH2COONH4 (1)
NH2COONH4=NH2CONH2+H2O (2)
在第一个反应中CO2和NH3转化成为甲铵，反应速度快且为放热反应。
第二个反应甲铵脱水生成尿素和水，此反应速度慢且为吸热反应，CO2的总的转化率在合成回路大约为80%。
在合成塔中，大部分甲铵转化为尿素和水，合成塔中液位由HIC/HV控制。
出合成塔的尿素溶液进入汽提塔（E-3201），汽提塔为降膜式热交换器，底部加入CO2汽提气，壳侧加入中压蒸汽供热。
CO2气体被逆流导入，引起氨分压降低，从而使甲铵分解并吸收热量。
汽提塔壳侧蒸汽的压力通过压力调节阀调节，离开汽提塔底部的液体中含有大约7.9%的NH3。
由于CO2气温度低以及汽提塔底部的轻微的绝热汽提，出汽提塔底部的溶液温度可降至大约172-178℃，从而减少了尿素的水解及高压蒸汽的消耗。
为了防止CO2气进入循环部分，在汽提塔出口处设置有液位调节阀。
来自汽提塔顶部的气体在187℃下进入池式冷凝器（E-3202），该冷凝器型式为卧式U型管的浸没式热交换器。汽提塔的大部分弛放气与甲铵喷射器来的液氨-甲铵液混合物反应生成甲铵，在池式冷凝器中还有部分甲铵转化成尿素，冷凝后壳侧温度约为177℃。
甲铵冷凝所放热量用来产生产0.45MPa（A）的低压蒸汽。
池式甲铵冷凝器中的换热管为U-型管，壳侧为甲铵液，蒸汽冷凝液和产生的蒸汽在管侧，出管侧的汽液混合物在汽包中分离，产生的蒸汽用于加热、喷射器及解吸，过量的低压蒸汽则送至CO2压缩机蒸汽透平。
低压蒸汽汽包的压力由蒸汽排放管线上的压力调节阀来调节。
由于压力改变会直接影响蒸汽的温度，从而影响管壳侧的温差，进而会影响换热量及甲铵在壳侧的反应，因此通过汽包的压力调节来控制使合成系统压力在13.5-14.5MPa(A)之间，并使70%-75%的出汽提塔气体在池式冷凝器中冷凝。
出池式冷凝器气体和液体入合成塔底部。
在合成塔中，甲铵进一步转化成为尿素。合成塔的设计容积能够提供足够的停留时间，NH3和CO2继续冷凝成甲铵所放热量则用于尿素合成和升高合成塔中溶液的温度。
合成塔内设有高效塔板以增强气液接触及避免返混。
合成塔中反应混合物通过降液管管线进入汽提塔，含NH3和CO2的惰性气则通过合成塔顶部的管线进入高压洗涤器（E-3203）。高压洗涤器下部为管壳式换热器，上部为带防爆空间的填料床。
在高压洗涤器（E-3203）的下部， 大部分NH3和CO2冷凝，其冷凝所放热量由调温水移走。
出高压洗涤器（E-3203）下部的气体，在高压洗涤器（E-3203）上部的填料床层与从循环工段来的甲铵液逆流接触，气体中的NH3和CO2被甲铵液吸收。
出高压洗涤器的惰性气体仅含有少量的NH3和CO2，通过压力调节阀进入4巴吸收塔（C-3201）。4巴吸收塔（C-3201）由两层填料床层组成，上部床层用冷却后的蒸汽冷凝液作吸收剂，下部床层用来自4巴吸收塔给料泵的工艺冷凝液作吸收剂。出4巴吸收塔的惰性气体仅含有微量氨（0.18%vol），通过压力调节阀排入大气。4巴吸收塔的塔底吸收液作为常压吸收塔的洗涤液。

循环和洗涤工序
此工序主要是从出汽提塔底部的尿素溶液中回收NH3和CO2。出汽提塔底部的尿素溶液通过液位调节阀减压至0.41MPa(A)。由于减压，溶液中的甲铵大部分分解成为气态的NH3和CO2，分解所需热量由溶液提供，致使溶液温度降低。减压后的气液混合物喷洒于精馏塔（305-D）的鲍尔环床层上。
尿素-甲铵溶液从精馏塔的下部进入循环加热器（E-3302），温度升至大约135℃，大部分甲铵分解为NH3和CO2，分解所需热量由低压蒸汽提供。
出循环加热器（E-3302）的气液混合物在精馏塔（C-3303）的下部分离，气体通过精馏塔的填料床层与上部来的冷尿素溶液接触，进行热量和质量交换，气体中部分水被冷凝下来，减少了出精馏塔气体中的水含量。
出精馏塔的气体进入低压甲铵冷凝器（E-3303），低压甲铵冷凝器是一个浸没式的冷凝器，气体在此几乎完全冷凝，冷凝热则由调温水移走。
出低压甲铵冷凝器的气液混合物进入低压甲铵冷凝器液位槽（V-3301），该槽既是分离器，又是高压甲铵泵（P-3301）的入口缓冲槽。出液位槽的气体入常压吸收塔（C-3305），出液位槽的甲铵液含水31%，经高压甲铵泵（P-3301）升压至14.5MPa(A)入高压洗涤器（E-3203）。
出精馏塔底部的尿素溶液浓度约为68.3%，含有少量的NH3及CO2。尿素溶液通过液位调节阀入闪蒸槽（S-3304），在此尿液浓缩至74%。
闪蒸槽操作压力0.044MPa，操作温度84℃。由于压力降低，部分NH3，CO2及H2O从溶液中闪蒸出来，气体入一段蒸发冷凝器（E-3702）。
来自低压甲铵冷凝器液位槽（V-3301）、一段蒸发冷凝器（E-3702）、二段蒸发第二冷凝器（E-3704）以及解吸系统回流冷凝器分离器（V-3801）的气相进入常压吸收塔（C-3305），利用来自4巴吸收塔的洗涤液吸收尾气中的氨，吸收系统的热效应通过常压吸收塔循环泵和水冷器循环移热。吸收液流入工艺冷凝液槽（V3703）；气体高空排放。

尿素溶液贮存及蒸发造粒系统
出闪蒸槽的74%尿素溶液入尿液贮槽（V-3302）。通过尿素溶液泵（P-3303）将闪蒸槽的尿液送入一段蒸发器E-3401。一段蒸发器的操作压力0.033MPa(A)，操作温度130℃，溶液在此被浓缩至96%，浓缩尿素所需热量由加入壳侧的0.45MPa低压蒸汽供给。
出一段蒸发器的气液混合物在位于蒸发器上端的分离器（S-3401）中分离。96%的尿液通过U型管道直接减压进入二段蒸发器（E-3402）。二段蒸发器的操作压力0.0033MPa(A)，操作温度140℃，溶液在此被浓缩至99.5%，出二段蒸发器的气液混合物在位于蒸发器上端的分离器（S-3402）中分离。熔融尿素利用熔融尿素泵（P-3401）送至造粒塔顶的造粒喷头。浓缩尿素所需热量由加入壳侧的0.8MPa低压蒸汽供给。
在一段蒸发冷凝器（E-3702）中，一段蒸发分离器来的气体及闪蒸槽来的气体冷凝。冷凝液入工艺冷凝液槽（V-3703），未冷凝气体通过一段蒸发喷射器（J-3702）升压后送入常压吸收塔进一步回收氨。
来自二段蒸发分离器的气体通过升压器（J-3703）升压后进入二段蒸发第一冷凝器（E-3703），冷凝液入工艺冷凝液槽（V-3703），未冷凝气体通过二段蒸发第一喷射器（J-3704）进一步升压后进入二段蒸发第二冷凝器（E-3704），冷凝液入工艺冷凝液槽（V-3703），未冷凝气体通过二段蒸发第二喷射器（J-3705）进一步升压后进入常压吸收塔进一步回收氨。
尿素溶液贮槽（V-3302）的设置另外一个目的是当造粒单元及蒸发工序需进行停车清洗、更换造粒喷头时，前面工序仍可继续生产，生产的尿素溶液可贮存在尿素溶液贮槽中，因此尿素溶液贮槽的设置增加了整个装置的操作弹性。由于要考虑到造粒单元停车清洗及更换造粒喷头，尿素溶液贮槽容积需有3小时的尿素溶液贮存量。

解吸和水解
工艺冷凝液槽中的溶液含有NH3、CO2及尿素，需进行解吸和水解以减少NH3、CO2及尿素的损失。溶液通过解吸塔给料泵（P-3703）4巴吸收塔给料泵送出。来自P-3703的工艺冷凝液其中一部分送至低压甲铵冷凝器及闪蒸槽冷凝器作吸收剂，其余经解吸塔换热器（E-3802）预热后入第一解吸塔（C-3801）上部。
第一解吸塔内设置有约15块筛板，溶液从上至下流经各筛板时，溶液中的大部分氨和CO2被水解塔（C-3803）和第二解吸塔（C-3802）来的气体汽提出来。
出第一解吸塔底部的稀溶液经水解塔给料泵（P-3801）抽出，经水解塔预热器（E-3803）预热至200℃后进入水解塔（C-3803）上部。
水解塔中设有约10块塔板，溶液至上而下流经各塔板时，溶液温度升高至210℃，溶液中的尿素水解成NH3和CO2，尿素水解及溶液温度升高所需热量则由从水解塔底部加入的高压蒸汽提供。
水解塔的操作压力为1.84MPa(a)。出水解塔底部的溶液经预热器（E-3803）换热后，通过液位调节阀进入第二解吸塔（C-3802）上部继续解吸。
第二解吸塔内设有约21块筛板，溶液从上至下流经各塔板时，溶液中的NH3及CO2被从塔下部加入的低压蒸汽全部汽提出来。
出第二解吸塔底部的液体几乎为纯净的水，NH3及尿素的含量均小于3ppm。此液体通过解吸塔热交换器（E-3802）、废水冷却器（E-3801）冷却至60℃后送出界外，由化水站处理后作为锅炉给水。
出第一解吸塔（C-3801）的气体到回流冷凝器（E-3804）进行冷凝，冷凝后的气液混合物进入回流冷凝器分离器 （V-3801）中分离。溶液经回流泵（P-3802）送出，一部分返回第一解吸塔顶部作为回流液，其余则送至低压甲铵冷凝器（E-3303）。
出回流冷凝器液位槽的气体经压力调节阀减压后至常压吸收塔进一步回收氨。
第一解吸塔（C-3801）操作压力约为0.35MPa(A)。
1.1.6 项目建设总平面布置
1）、总平面布置
本工程主要有CO2压缩、尿素主装置、造粒塔、尿素散装库、尿素成品库、尿素主控楼（含配电）等。
经比选，将CO2压缩、尿素主控楼（含配电）布置在二期氨合成装置南侧，尿素主装置、造粒塔布置在尿素主控楼西侧，二期氨合成装置西侧。根据工艺流程，将尿素散装库布置在尿素装置西侧，尿素成品库布置在尿素装置南侧，并靠近现有尿素成品仓库区。
本工程用地面积：4.72公顷。
具体布置详见《总平面布置图》K512-04-1 。
2）、竖向布置
本工程所在用地较平整，竖向设计采用连续平坡式布置，平场标高与已建装置一致，场地雨水由道路雨水口收集后经地下排雨水管排至场外。
1.1.7公用工程及辅助设施
1、给、排水
1）给水系统
（1）生活给水
本工程生活用水来自老厂生活、生产给水系统，主要是供分析化验和各卫生间洗涤用水，用水量平均为Q=1m3/h，最大为Q=2m3/h。
（2）生产给水
本工程生产给水主要是工艺生产装置地坪冲洗用水（间断），生产用水由老厂生活、生产给水管网系统提供。
本工程生产给水量平均为0.5m3/h，最大为1m3/h。
（3）消防给水
本工程占地约3公顷，同一时间内的火灾次数按一次考虑。最大处室外消防用水量为25l/s，室内消防用水量10l/s，火灾延续时间为3小时。故本装置消防用水量为35 L/s，一次消防用水量为378m3。 本项目生产装置和生产辅助装置的消防用水由老厂消防给水系统提供，管网压力为0.76MPa。
本项目装置区内的水消防管网环状布置，管网上每隔60米设室外地上式消火栓，在火灾危险性较大的主装置周围设水炮保护，管网用阀门分隔，每段管网上消火栓数量不超过5个。
其他详细内容及化学消防系统详见消防章节。
（4）循环水系统
循环水水量： 13082～14390m3/h
循环给水温度： 32℃
循环回水温度： 42℃
循环给水压力： 0.45MPa（表压）
循环回水压力： 0.25MPa（表压）
（5）老厂的给水系统现状
老厂的一次水来自地下水，公司现共有深水井8眼，单井出水量均为150m3/h，总供水能力为1200m3/h，各分厂满负荷生产时最大一次水用量为800m3/h。包括生活、消防、及循环水补水。
一次水给水系统为全厂生产、生活合用给水系统。各深井内的深井水由深井泵直接抽送至厂区一次水管网，各装置区都有一次水 。厂区一次水管网采用环状管网，增加供水安全性。一次水管网内压力为0.3MPa，管材为焊接钢管，管道防腐做加强级防腐层。
根据各装置消防设计的需要，所需的消防设施均在一次水管网接出，并形成各装置独立的环状管网，管网压力为0.76MPa，管材为焊接钢管，管道防腐做加强级防腐层．
老厂现有尿素装置循环站多座，总的循环水量约20000m3/h，能满足本项目的需要。
2）排水系统
本项目排水系统包括生活污水系统、生产污水系统、雨水系统系统三个部分。
（1）生活污水系统
本工程生活污水主要是各建筑物内卫生洁具排水，排水量平均为0.9m3/h，最大为1.8m3/h，生活污水设独立的管线，经化粪池处理后排至老厂污水管网系统。
（2）生产污水系统
本项目工艺生产装置排放的污水经污水管道收集后流至排至老厂现有生产污水管网。生产污水量平均为0.5m3/h，最大为1m3/h。
（3）雨水系统
受污染的装置区内的的初期雨水和事故污水，用阀门切换到生产污水管进入老厂生产污水管网。初期雨水后的雨水切换到雨水管道外排。
（4）老厂区排水管网的设置
老厂的排水系统采用雨、污分流