尿素生产工艺设计.doc

第一章 尿素生产概述
1.1尿素生产原理
尿素合成原料是氨和二氧化碳，这两种原料均来自合成氨装置。尿素合成条件为：188℃，15.6MPa，进料氨及二氧化碳物质量比是3.6，水及二氧化碳物质量比是0.67[2]。
一般认为在合成塔尿素反应分以下两部进行
第一步，氨基甲酸铵生成。反应式为：

第二步，氨基甲酸铵脱水。反应式为：

1.2尿素生产方法
由于这两个反应都是可逆反应，因此氨及二氧化碳不可能全部转化为尿素。在工业生产条件下，二氧化碳转化率仅在50%-70%之间[3]。为了分离和回收未反应氨和二氧化碳，可将合成熔融物加热分解，使气体逸出。但要将逸出氨及二氧化碳全部或部分返回合成塔重新合成尿素，这就出现了各种不同流程。有循环法，半循环法和全循环法。
全循环法又可以分为热气全循环法、矿物油全循环法、气体分离全循环法、水溶液全循环法及汽提全循环法。
气提全循环法又可以分为二氧化碳汽提法、氨汽提法和双汽提法。

第二章 斯那姆氨汽提工艺
2.1工艺基本原理
汽提是使尿液中甲铵按下述反应分解为和过程：

这是一个可逆体积增大反应[4]。我们只要能够供给热量，降低压力或降低气相中和某一组分分压都可使反应向右方进行，以达到分解甲铵目。汽提法是在保持压力及合成塔相同条件下，在给热量同时采用降低气相中和某一组分过程。当温度为T℃时，纯态甲铵离解压力及各组分（和）分压关系按以上化学方程式可作如下表示：设总压力为Ps则从反应式中可以看到氨分压为2/3Ps二氧化碳分压为1/3Ps如反应式在温度为t℃时平衡常数为Kt，则:

假如氨和二氧化碳之比不是按2：1状态存在，在温度仍为t℃时，它总压力为P，其各组分分压为：分压

分压

和分别为气体中氨，二氧化碳分子分数这样反应式在温度为t℃时平衡常数应为：

温度相同，平衡常数应相等，所以当温度为t℃

但纯甲胺在某一固定温度下离解力为不变常数C，所以

从此式可以看出，当趋近于1时，则必趋近于0，就趋近于0，则趋近于无限大，就是说当甲铵液用二氧化碳气体通入，气相中几乎全为二氧化碳时（=1）P趋于无限大，即甲铵离解压力近于无限大，我们知道如果甲铵在某温度下离解压力大及操作压力，甲铵就会得到分解，现分解压力为无限大，大于固定操作压力，所以液相中甲铵就进行分解，这就是二氧化碳气提法分解甲铵理论基础[5]。
2.2工艺特点
（1）高高转化率
合成塔入口物料中为3.3-3.6，塔内操作温度186-189℃,操作压力约15.5MPa，单程转化率可达65-67%。
（2）热利用率高能耗低
a.采用钛材降模式氨气提塔，操作温度高达205℃左右，气体效率高，从而减轻了下游工序分解负荷，降低了共用物料消耗。
b.中压分解气冷凝热，用于真空预浓缩器蒸发尿液；低压分解气和解吸气在液氨预热器加热液氨；蒸汽冷凝液用于高压甲铵泵后加氨液加热。这些措施相当于节省蒸汽约400kg/t尿素。使蒸汽和冷却水消耗降低。另外，工艺冷凝液经处理后，可直接作为锅炉给水使用，也相应减少了操作费用。
(3)操作弹性大年运转率高[6]
由于该装置防腐性能好，可在40%生产负荷下稳定运行，封塔时间可达4天也不需要排放，事故排除后即可快速开车，提高了装置运转率。本装置年运转天数可达340天左右。
(4)设备水平布置
尿素合成工段采用了高压喷射器作为抽吸循环甲铵液动力，使得合成塔高压设备直接坐落于地面上，无需高层框架。使安装和维修费用降低。
(5)操作安全性强
气提塔使用钛材以及反应物料中较高，使得系统中需加入防腐空气量减少，这样，在中低压系统排出混合气中含量较低，避免生成爆炸性混合气体。同时，也相应减少了惰性气中氨损失。
(6)污染小
经高效解吸和深度水解后，液体排放物得到净化处理，工艺冷凝液中铵和尿素含量降至1ppm以下，可直接回收利用，同时，由于采用高质量造粒喷头及自然通风技术，造粒排放气体中尿素粉尘含量在20kg/以下，对周边环境造成污染变得很薄弱。
（7）流程长，设备多，相互制约性强，控制点多，技术素质要求高[7]。
2.3工艺流程图
工艺流程图见图2-1
2.4工艺流程简介
2.4.1原料供给
本装置两种原料均来自合成氨装置。液氨压力不低于2.2MPa,温度40℃。进入尿素界去液氨存贮在液氨贮槽V105（通过位于其上氨 回收塔C105喷洒下来），再经过两台串联泵打如高压系统。第一台是氨升压泵P105，出口压力2.2MPa，第二台是氨高压泵P101（两级离心泵），进一步加压到高压系统所需压力。高压液氨在氨预热器E107中预热至95℃，同时回收了低压气体冷凝热。预热后高压液氨压力为21.9MPa，作为氨基甲酸铵喷射器L101动力，将循环氨基甲酸铵液（氨基甲酸铵分离器V101压力为14.7MPa）一并带入尿素合成塔R101底部。从合成氨装置进入界区二氧化碳气体，温度不高于40℃，压力为0.4MPa，经二氧化碳压缩机入口液滴分离罐V111分离清除雾滴后进入由蒸汽透平驱动双缸四段离心式二氧化碳压缩机K101，加压至15.9MPa。段及段之间有中压冷凝器，但末级出来二氧化碳气不经冷却直接送入尿素合成塔R101。在二氧化碳压缩机入口分离器V111后管线时，加入一定量空气，以钝化高压系统不锈钢设备表面，使其免受反应物和产物腐蚀[8]。
2.4.2高压合成、汽提、回收
尿素合成条件为：188℃，15.6 MPa，精料氨及二氧化碳物质量之比是3.6，水及二氧化碳物质量之比是0.67。略高于物料计算值（氨及二氧化碳物质量比是3.5，水及二氧化碳物质量比是0.66[9]）。尿素合成塔内发生如下化学反应：
33 / 33

R101-合成塔 V101-甲铵分离器 E101-汽提塔 E104-甲铵冷凝器 V102-中压分离器 E102-中压分解器 C101-中压吸收塔 V103-低压分离器 V106-
碳铵液槽 C-101-中压吸收塔 C-103中压惰洗塔 C105-氨回收塔 C103-中压惰洗塔 V104-真空预浓缩分离器 E113-真空预浓缩器 V107-第一真空分离器 V108-第二真空分离器 C102-解吸塔 E116-解吸塔预热器 E117-水解器预热器 R102-水解器 P115-水解器给料泵 P106-尿素溶液泵 P108-尿素熔融泵 P101-高压氨泵 P105-氨升压泵 P107-氨液泵 E103-低压分解

图2-1 氨汽提尿素工艺流程图
Fig2-1 The figure of urea ammonia stripping process

在此条件下反应在液相进行，以原料二氧化碳利用率表示转化率约60-65%[10]。为了回收未反应物，离开尿素合成塔反应混合物流入及合成塔同压氨气提塔E101。混合液向下流动时因受热而有氨逸出，利用逸出氨作为汽提剂，又是二氧化碳逸出。分解及汽化所需热量，由饱和蒸汽供给，压力为2.20-2.40MPa。由气去汽提塔E101出来气体，及中压系统返回碳铵液（先经高压碳铵液泵P102增压并在预热器E105预热）汇合，一并进入高压氨基甲酸铵冷凝器E104，在此几乎全部冷凝下来。其冷凝热用于副产0.35MPa蒸汽。氨基甲酸铵冷凝器E104出来混合物进入氨基甲酸铵分离器V101进行气液分离。液相称氨基甲酸铵液，经喷射器L101返回合成塔。未冷凝气体主要是惰气（空气），亦含有一定量氨和二氧化碳，在压力控制下送往中压分解器E102A/B下部。
高压系统主要设备是合成塔R101、气提塔E101、氨基甲酸铵冷凝器E104和氨基甲酸氨分离器V101。
2.4.3中压回收
离开汽提塔底部尿液，虽已经汽提出相当数量未反应物和，但还需要进一步回收和提纯.本流程回收提纯系统分三级，即
中压　　1.8MPa（绝压）级
低压　　0.45MPa（绝压）级
真空　　0.035MPa（绝压）级[11]
离开气提塔底部尿液减压到1.7MPa，进入降膜式中压分解器E102，同时，高压系统少量未冷凝气体（自分离器V101）亦进入E102A/B下部。
中压分解器E102分两部分：尿液减压首先进入它顶部分离器V102，将闪蒸出来气体排走，然后流体流入未于其下管束，即分解部分，使残留氨基甲酸铵受热而继续分解。所需热量来自两部分：壳体上部（E102A）是0.47MPa、160℃蒸汽[12]；壳体下部（E102B）是来自汽提塔壳侧2.2MPa蒸汽冷凝液，并补充有一定量同压蒸汽，以满足热量要求。离开中压分解器E102液体送低压系统。离开中压分解器顶部E102气体及来自低压系统碳铵液（经中压碳铵液泵P103加压）汇合，然后送往真空预浓缩器E113管间部分，在此进行气体吸收，而放出吸收和冷凝热用来蒸发尿液。
离开真空预浓缩器E113管间部分气液混合物，送往中压冷凝器E106进一步冷却。此时放出热量已无法利用，被冷却水带走。离开中压冷凝器E106气液混合物进入中压吸收塔C101。塔下部是鼓泡段，在此用碳铵液吸收。未被吸收气体继续上升到蒸馏段，及喷淋下来液氨（来自氨贮槽V105）和氨水（来自中压降膜吸收塔E111）相遇。气体中CO2几乎全部被吸收下来。塔顶得到纯气氨，但包括进入系统惰性气体和微量CO2（20-100mL/m3）。塔底溶液经P102升压，再经高压预热器E105预热，送往高压系统。 中压吸收塔C101顶部出来气氨和惰气进入氨冷凝器E109并进入液氨贮槽V105。液氨用氨升压泵P105打回中压吸收塔C101，作为回流。前已指出，来自合成氨装置原料液氨也是存贮在氨贮槽V105中，但它先进入氨贮槽V105上方氨回收塔C105，从塔顶喷淋下来，及氨贮槽排出气体接触，然后才进入氨贮槽。泵P105打出液氨除一部分作为中压吸收塔C101回流外，还有一部分经高压泵P101送入高压系统。液氨贮槽V105中气体，除惰气外还有一部分气氨，它从C105顶部排出，送入中压降膜惰气吸收塔E111和其尚存惰其洗涤塔C103（由三块浮阀塔板组成）。蒸汽冷凝液从C103顶部喷下吸收气氨，接着又进入E111管束，以降膜形式吸收气氨。E111为一换热器，用冷却水把吸收热带走。从洗涤塔顶部排出气体经压力控制器排放到烟囱，一般基本不含氨。E111底部氨水用泵P107回到吸收塔C101。
2.4.4低压分解回收及真空预浓缩
离开中压分解器E102底部溶液，为进一步提纯尿素和回收未反应氨和二氧化碳，再次减压到035MPa,并进入将模式低压分解器E103。E103结构于中压分解器E102类似，上方是顶部分离器V103，释放出来闪蒸气在此排出。液体流到下方分解部分管束中，进一步受热分解，所需热量由管间0.35 MPa饱和蒸汽压提供。离开分离器V103气体及来自解吸塔C102气体汇合，通过冷凝和回收方法回收。首先在氨预热器E107换热，然后是在低压冷凝器E108受到冷却和冷凝。前者利用放出热量来预热原料液氨，后者热量则被冷却水带走。气液混合物送到碳氨液贮槽V106。气体由此进入位于V106上方低压惰气洗涤塔C104.用蒸汽冷凝液清洗，经压力控制器排入烟囱V113。此惰性气体实际不含氨。清洗液流流入贮槽V106。
贮槽V106中碳铵液用中压碳铵泵P103抽出，一部分送回中压系统（及中压分解器气体汇合去真空预浓缩器E113壳侧回收热能），但为了保持系统水平衡，其余碳铵液送往工艺冷凝液处理系统。
第三级分解回收是在真空下进行。低压分解器E103底部出来溶液减压到0.35MPa并进入降膜式真空预浓缩器E113。它结构及中压分解器E102和低压分解器E103类似，释放出来闪蒸气先顶部在此分离器V104排出，液体则进入下部分解部分管束中，进一步受热分解。所需热量来自分解器E102气体冷凝和吸收供应。
由V104出来气体送往真空系统进行冷回收。
E113流下溶液收集于底部液位贮槽灌L104,已是含量85%（质量）纯净尿液，经泵P106送往尿素浓缩系统。
2.4.5真空浓缩（蒸发）及造粒
为了制得粒状尿素，必须将尿素溶液浓缩到99.7%（质量）为此设置了一套两段真空浓缩系统。
来自P106含量约为85%尿素溶液送至一段真空浓缩器（蒸发器）E114,其操作压力位0.035MPa（绝压），操作温度为128℃，尿液被浓缩至94.97%（质量）。
由E114出来气液混合物进入气液发分离器（V107）,其中蒸汽被一段真空系统L105抽走，而液体则进入二段真空真空浓缩器E115，其操作压力为0.003 MPa（绝压）操作温度为136℃，尿液浓缩至99.75%（质量）熔融尿素。由二段真空分离器V108分离下来熔融尿素沿造粒塔截面喷洒成小液滴下落，和上升冷空逆流接触，被冷却固化成颗粒尿素。真空系统所需喷洒蒸汽及一，二段真空浓缩器所需热量，有副产0.35MPa低压蒸汽供给，真空一，二段真空浓缩器气体经各自分离器（V104,V107和V108）送至一，二段真空系统（L105/V106）,在表面冷凝器内冷凝成工艺冷凝液，汇集在工艺冷凝液贮槽T102，以备送至解吸水解系统。尿素造粒塔为自然通风，以节省电耗和减少尿素粉尘对厂区周围环境污染。落在造粒塔颗粒状尿素经旋转刮料机H101,送到皮带运输机H102。由此在送往自动称量机WT09616,然后进入仓库。
尿素溶液贮槽T101用于当浓缩或造粒系统出故障时贮存尿液。

第三章 物料衡算
对选定尿素系统进行低压系统和水解解吸系统物料横算，相关数据用安化集团20万吨氨气提尿素工艺相关数据计算[13]。各流股见图2-1。
流股各组分：

流股各量为：

流量=流股+-

流股=流股-

底部液相中和将在真空系统中蒸发出来，再加上每吨尿素有5kg夹带在真空分离气中
由于存在E103，并经水解处理送到低压。∴流股

参加Snam公司提供物料平衡表，及近几年经验，知低压加洗涤水每吨尿素为10kg∴流股为
:10kg 实际生产中可根据加水量进行修正)
流股=流股+

流股=流股+（流股中未考虑含有,实际生产可进行修正）

流股=流股+

流股和流股计算详见文流股

流股

流股=流股++-
∴
表1 物料平衡表[14]
Table1 Balance table of materials
流股号
状态
温度/(℃)

合计/（kg）

气
158
110
18
1000
438
1566

液
140
25
11
1000
470
1456

气
125
85
7
/
68

160

液
40
113
21
/
118
252

液
42
/
/
/
10
10

液
40
113
21
/
128
262

气
125
28
14
/
50
92

表2 流股组成表
Table2 The composition table of flows
组分%（）

0.39
0.02
/

0.10
0.01
/

84.99
94.96
99.75

14.52
5.01
0.25

气相中夹带尿素假设第一真空为3kg;第二真空2kg（实际生产中可分析E151,E154含量）。那么，流股总料量=

流股=流股-

流股各组分

流股=流股-

流股=流股-

流股=加入蒸汽量+流股++
据经验知：每吨尿素加入蒸汽128kg

第四章 热量衡算
4.1热量衡算前规定
各流股见图2-1。
本焓值计算是基于下属规定[15]：
（1） 气体混合物
其焓值是各个化合物焓值之和，而各化合物焓值计算是以其在混合物中分压和混合物温度为条件；甲铵和尿素假设不存在气相中，而总是分解成。
2） 液体混合物
在混合物中，不存在游离，而所有及相应结合生成甲铵；除了及反应生成甲铵外，其余及水结合，以氨水形式存在（惰气忽略不计）
在溶液中以为准甲铵量计算如下：
∵2+
∴及kg反应生成甲铵。
例：某溶液中=1000kg，=1500kg,，那么计算可得：
甲铵：
甲铵中:
游离:
氨水溶液：
其浓度为
（3） 标准状态选择
在0.098MPa,T=25℃时，下列物质：理想气体,理想气体,液体，液体和甲铵液体焓值均为0值。
标准反应焓：
甲铵：

:

总热平衡方程（稳态）为：

其中：
--------进口物料焓
-----i组分反应热
----------i组分进口流量
----------i组分出口流量
4.2低压系统和水解解吸系统热量衡算
V103/E103/L103热量衡算
流股：气体，125℃，3.5MPa
：85kg=5kmol
：7kg=0.16kmol
：68kg=3.78kmol
∴

查焓—压图得以下数据
=0.1480MJ∕kg
=0.1390 MJ∕kg
=2.501 MJ∕kg
∴H=（0.148085）+（0.13907）+（2.501168）=183.62MJ
流股：液体，T=140℃
：25kg
：11kg
Ur：1000kg
：370kg
折算为：
甲胺：111.7727=19.5kg
甲胺中：110.7727=8.5kg
游离：25-8.5=16.5kg
氨水溶液：370+16.5=386.5kg
其浓度为：16.5／386.5100%=4.27%
这样流股转化为：液体，T=140℃
甲胺：19.5kg
溶液：［4.27%（m/m）］386.5kg
尿素：1000kg
查比焓表得以下数据
=0.3650MJ／kg
=0.03115MJ／kg
=0.2533 MJ／kg
∴H=（0.365019.5）+（0.03115386.5）+（0.25331000）=380.8
流股：液体，T=158℃
：110kg
：18kg
：1000kg
：438kg
折算为：
甲胺：181.7727=31.9kg
甲胺中：180.7727=31.9kg
游离：110-13.9=96.1kg
氨水溶液：438+96.1=534.1kg
其浓度为：96.1/534.1100%=18%
这样流股转化为：T=158℃
甲胺：31.9kg
溶液[18%，(m/m)]：534.1kg
尿素：1000kg
查比焓表，得以下数据
=0.3698MJ/kg
=0.03249MJ/kg
=0.2756 MJ/kg
∴H=（0.369831.9）+（0.3249534.1）+0.27561000）=289.1MJ
还可得：生成甲胺热量=（19.5-31.9）（-1.747）=21.7MJ
最终可得： =H+H-H
=380.8+183.62-289.1
=275.32MJ

第五章 水解解吸系统对低压系统关系及影响
5.1低压系统和水解解吸系统概念位置作用及工艺简图
5.1.1斯那姆深度水解工艺介绍
斯那姆深度水解工艺，主要是将工艺冷凝液中氨、二氧化碳和尿素含量减少到允许程度，并加以回收。水解系统主要是由解吸和水解两部分组成。工艺冷凝液中所含氨和二氧化碳通过加热和解吸（气提）而回收，而其中尿素则使之进行水解后再以氨和二氧化碳形式加以回收。解吸塔分上下两段。进入上段工艺冷凝液和作为回流碳铵液从上段进入，自上而下及自下而上气流接触从而解吸出大部分氨和二氧化碳，然后从上段底部出塔经水解器给料泵送入尿素水解器，进入解吸塔下段上塔板进行再次气提，回收尿素水解生成氨和二氧化碳。经过处理达标工艺冷凝液送至水汽车间作为锅炉给水。
5.1.2低压系统和水解系统设备说明[16]
低压系统设备主要包括：低压分解器V103、低压分解器液位槽L103、低压冷凝器E108、低压分解塔E103、碳铵贮槽V106、低压惰洗器C104。
（1）低压分解器（E103）
用途：分解从中压分解器来尿液中残余甲胺，并把它从尿液中分离出来。
操作在温度为138℃，操作压力为0.35MPa，底部出尿液中含量为1-2%(重量)之间，在0.3-1.1%（重量）之间。尿素约为70%（重量）。
（2）低压冷凝器（E108）
用途：冷凝低压分解塔分离器顶部出来气体和来自解吸塔水解器气体，然后送往碳铵液储罐。
（3）碳铵液储罐（V106）
用途：用于停车时，高压设备排空时和回收。正常时收集来自E108稀碳铵溶液，并偶尔收集从低压吸收塔排出溶液。
（4）低压惰洗气洗涤塔（C104）
用途：用水吸收从低压冷凝器来未凝气体，产生氨水，并收集在V106中。
水解解吸设备主要包括：解吸塔、水解器、水解塔预热器、解吸塔预热器、解吸塔给料泵和水解塔给料泵。
（1）解吸塔（C102）
用途:解吸工艺冷凝液中氨和二氧化碳。
操作：该塔分为两段，上段由35个塔板组成，上段由20个塔板组成。工艺水进入第50层或第44层塔板。含氨、二氧化碳和尿素工艺水经塔上段气提氨后，送入水解器进行尿素分解。被处理过水从水解器出来到下段顶部，在此剩余氨被直接加入到塔底0.5MPa饱和蒸汽气提出来，离开塔顶气体及R102顶部气体和V103分离器混合并在E108中冷凝。
（2）水解器（102）
用途：将工艺冷凝水中尿素通过水解转变成氨和二氧化碳。
操作：将来自C102上段底部工艺水先在E118中预热，然后送入水解器，在此尿素被直接注入3.5MPa蒸汽所分解。离开水解器气体及C102顶部气体和V103分离气混合，并在E108冷却器中冷凝。
（3）水解器预热器（E118）
用途：预热离开解吸塔C102上段底部工艺水，并进入R102。
操作：离开C102上段底部工艺水被水解器给料泵P115A/B送到卧式列管换热器E118中，被离开水解器水逆流加热。工业水在温度约为200℃时，进入水解器。
(4)解吸塔预热器（E116）
用途：加热工艺冷凝液，然后入解吸塔C102上部。
操作：从T102来工艺冷凝液通过解吸给料泵P114送到板式换热器E116，从C102底部出来经过处理水，在E116中逆流加热工艺冷凝液。热工艺冷凝水在约113℃下送到C102。
5.2低压系统及水解解吸系统简图
低压系统及水解解吸系统简图见图5-1
5.3水解解吸系统对低压系统关系及影响
低压及水解解吸是相互影响。要使水解解吸长周期稳定运行，必须稳定低压操作，特别是低压压力PC9403不能太低（一般不低于0.3MPa），波动不能太大，不能出现压力突降现象，否则容易造成解吸带液及中压碳铵溶液泵P103汽化；另一方面，当解吸由于工艺或设备等原因，例如解吸蒸汽量突然增大，或P115泵跳等原因出现解吸液上窜或液泛现象时，应密切注意低压，并及时处理解吸，必要时迅速将解吸及低压隔离，保证低压

V103-低压分离器 E103-低压分解器 L103-低压分解器收集器 E108-低压冷凝器 C104-低压惰吸塔 V106-碳铵液槽
C102-解吸塔 E116-解吸塔预热器 E117-水解器预热器 R102-水解器 P115-水解器给料泵

图5-1 低压系统及水解解吸系统图
Fig5-1 The figure of the low pressure system and the resolving hydrolytic system

系统稳定运型[17]。
因为水解解吸系统和低压系统是相通，所以水解解吸系统异常影响着低压系统正常操作。
5.3.1解吸负荷太大时影响
解吸量太大或T102内氨水浓度太高，会增加低压冷凝器E108冷凝吸收负荷，易造成PC9403超压；严重时E108出口结晶堵塞。
解吸过程本身要求其压力愈低愈好。在实际生产过程中由于解吸气要返回低压系统冷凝和吸收（其作用是将解吸气中NH3和CO2回收下来）解吸压力既要满足解吸过程本身要求，又要克服解吸气至低压系统管道阻力。尽量维护低压系统正常运行。
由于解吸负荷大，大量水解气并入低压系统，在低压系统分解器E103/V103出气混合后在氨预热器E107和低压冷凝器E108中冷凝下来，冷凝液收集在碳铵液槽V106中，未凝气经低压惰气洗涤塔防空。水解蒸汽及气提蒸汽量大，气相气量亦大，而且塔盘易造成冷凝液现象，大量气液夹带至低压系统，在低压系统形成不均匀冷凝，从而压力也随着波动，也就容易造成PC9403超压。汽提蒸汽和液位因压力波动而波动，这种波动前后存在时间差，从而加剧波动幅度，加重系统恶化，造成E108出口结晶较多，堵塞出口。
5.3.2解吸塔顶部流量异常时影响
解吸顶部冷凝量太小，解吸顶部温度TI9701太高，气相中水含量增加，加入低压水量增大，PC9403降低，V106浓度降低。解吸顶部冷凝量太大和解吸顶部温度TI9701太低，气相中和增加，增加低压系统负荷，会在低压系统中不能充分吸收，PC9403易超压。
5.3.3解吸液泛或水解给料泵泵跳时影响
解吸液泛或水解给料泵P115跳则会引起解吸液上窜，低压压力下降，E108出口温度TI9406温度升高，V106液位上涨较快，V106水平衡不易维持，系统水量增大[18]。
当解吸塔发生解吸液泛和水解器给料泵P115泵跳时，则液体不能及时排出，从而解吸液由下层塔板向上层塔板上窜。这样，解吸塔上部排出气体量较少，进入低压气体量也较少。从而使低压系统压力降低。因为进入低压系统气流减少，所以在E108中冷凝量减少。气体冷凝过程是一个吸热过程，因吸收热量减少了，所以出口温度TI9406温度升高。上窜液体中含有较多水，上窜进入低压系统后最终进入V106，使V106中水增多，破坏了系统水平衡。
5.3.4解吸温度影响
由于解吸塔设计采用上下两塔，上部为第一解吸塔，下部为第二解吸塔。从解吸工艺过程可知：如果要使上塔底排出液中不含NH3和CO2，必须使塔底温度及塔底操作压力饱和温度相一致。从水物理特性看出水温度及其饱和蒸气压关系是：水沸点随压力增大而升高[19]。
解吸塔温度控制非常重要，上塔顶部温度愈高表明水蒸气平衡分压愈高，其含水量也愈高，会影响系统水平衡，也会对低压系统产生一定影响。同时上塔底部温度及下塔顶部温度能够反映出整个塔内温度分布是否合理。如果这两点温度较高，则表明解吸塔通入蒸汽量过多。因为下塔塔底温度即便通入过量蒸汽也只能保持在其溶液沸点温度上，过量蒸汽将导致解吸塔蒸发量增加，从而反映出上塔底部温度及下塔顶部温度升高如果这两点温度过低，则解吸效果不好，上塔出液中氨和CO2含量升高，将会加重水解器出口尿素含量增加，因此要严格控制好这两点温度。
除控制解吸塔（整体）上下塔顶底温度外，整塔温度分布均匀也很重要。具体反映在第一解吸塔底部温度，及第二解吸塔顶部温度上。第一解吸塔底部温度对该塔出液中NH3及CO2含量高低关系很大。如温度过低解吸效果不好，出液中NH3或CO2含量升高，就会加重低压系统负荷，影响系统水解效果[20]。如果温度过高，就会影响到第一解吸塔顶部出气温度。
5.4操作水解解吸注意事项
水解解吸是尽可能回收中、低压系统没有回收未反应物最后一道工序。而对解吸而言，对其要求如下：（1）解吸塔底排出废液应不含氨；（2）从塔顶排出气体中含水尽可能少；（3）解吸压力必须高于低压系统压力，以保证解吸气能畅通导入低压，同时消耗蒸汽量少。对水解而言，尽可能地把工艺冷凝液回收尿素分解成和，使解吸废液中尿素含量小于5ppm。
5.4.1注意解吸液达标情况
解吸废液达标是衡量解吸操作好坏一个重要标准，而控制解吸温度和解吸压力是解吸达标重要前提，一般要求TI9704≥149℃，TI9703≥135℃，TI9707≥200℃[21].但解吸温度不可过高，易造成P115液化，LC9701液位上窜，解吸带液，严重时影响对低压操作。
5.4.2注意3.8MPa蒸汽压力波动情况
应时刻注意3.8MPa蒸汽压力，波动不能太大。因为3.8MPa蒸汽突升，易造成R102内压力突升，以使P115超流，严重时烧坏电机，3.8MPa蒸汽压力突降，水解温度迅速下降，直接影响到解吸效果。如果由于外部压力使3.8MPa蒸汽压力突变应及时联系调度，尽快稳定蒸汽压力。
5.4.3开始解吸时应注意步骤[22]
开始解吸时，应提前将设备预热，然后充液、提温、并解吸三步骤进行。特别注意：（1）充液时应首先启动P115泵；(2)启动P115泵前，LV9701应手动控制，严防LV9701开度过大或由于R102内压力太低造成P115超流；（3）R102充液时应密切注意LC9705液位，待LC9705液位上升，应及时打开LV9705调节阀，严防R102漫液压力太高，造成蒸汽中氨含量超标；（4）一旦由于设备原因或其他原因致使P115跳造成不打量，应及时减少解吸量，同时注意LC9701液位和E108出口温度TI9706，必要时将解吸隔离，严防LC9701漫液至低压，引起低压波动。
5.4.4解吸并低压时应注意情况
解吸并低压时，应注意（1）关小防空，提高解吸压力，稍开联通阀；（2）待低压甲胺冷凝器E108出口温度TI9706开始上升，全关解吸放空，缓慢打开联通罚，同时及时调节E108上回水，防止低压系统压力大幅波动；（3）及时调节解吸蒸汽量及负荷相对应，防止解吸液泛；(4)并解吸时，应密切注意水解解吸压力，严防超压，引起现场阀跳。

第六章 结论
水解解吸系统和低压系统是相通，所以水解解吸系统及低压系统是相互影响。水解解吸系统操作影响着低压系统稳定性。其中解吸负荷太大，解吸塔顶部流量异常，解吸液泛或水解给料泵泵跳，解吸温度均影响着低压系统。
解吸负荷太大，易造成PC9403超压，严重时E108出口结晶堵塞。解吸塔顶部流量太小，进入低压水量增大；解吸塔顶部流量太大，增加低压系统负荷。解吸液泛或水解给料泵泵跳时，造成解吸液上窜进入低压系统，影响系统水平衡。水解解吸系统中温度对低压系统影响分为以下几个方面：解吸塔上塔温度过高；解吸塔下塔温度分布不合理；解吸塔整个塔温度分布不均匀。这几个方面温度异常，会造成进入低压系统水含量增大，破坏水平衡等影响。

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