条件下完成尿素的低压分解，尿液浓度提高到68%wt;在低压分解气相中 补加部分二氧化碳，用工艺冷凝液作吸收剂在二个串联的低压吸收器A、B内一步完成尿素 分解气体的低压回收，不凝气体中氨含量《1%V。优选的，所述尿素低压分解回收，来自解 吸水解工序150°C的液相、162°C解吸气相为热源完成尿素的低压分解；在低压分解气相中 补加部分二氧化碳，用工艺冷凝液作吸收剂在二个串联的低压吸收器内一步完成尿素分解 气体的低压回收，不凝气体中氨含量《1%V。
[0化2] 步骤（g)回收低位能热的尿素一段蒸发：采用逆流式降膜式预蒸发器，W中压分 解气作热源进行预浓缩，将尿液浓度从68%wt提高到82-84%wt;用膨胀蒸汽和蒸汽冷凝 液作热源对84%wt尿液进行两段加热再浓缩，使尿液浓度从84%wt提高到97%wt，完成 对尿素溶液的一段蒸发。
[0053]步骤化）尾气氨的净化回收，从惰性气体洗漆器来的氨含量约65%V的气体进入 尾气净氨精洗器，与吸收剂反应吸收后氨含量降至1%VW下。优选的，所述尾气净氨精洗 器W设计压力5.OMPa、操作压力0. 6MI^a的具有特殊内部结构的邱式浸没式吸收器；W蒸汽 冷凝液作吸收剂，在0. 5MI^a压力下通过S个串联的邱式浸没式吸收器，安全实现尿素尾气 的净氨工艺。
[0化4]步骤（i)尿素工艺废水处理工艺仅由'解吸水解塔、解吸水解换热器、解吸水解 累'组合而成。尿素废水经处理后的解吸净水中尿素含量《5ppm、氨含量《5ppm;优选的， 所述解吸水解塔底出来的186°C解吸净水、解吸水解塔顶出来的162°C的解吸气相之余热， 分级利用于尿素中压分解、低压分解工序，利于节省蒸汽、维持系统水平衡。
[0化5]步骤（j)尿素造粒尾气粉尘回收，设在造粒塔顶排风口，由尿素粉尘洗漆塔、洗漆 循环槽、循环累S个设备组成的尿素粉尘回收工艺。优选的，其核屯、设备一一尿素粉尘洗 漆塔W利用造粒塔顶接水盘，塔内装有特殊雾化器、分布器、收水器，W解吸水解工序处理 后的解吸净水作洗漆剂，对造粒塔顶排放的含有尿素粉尘或氨的造粒尾气进行洗漆。出洗 漆塔的洗漆液一部分返回洗漆循环槽，另一部分通过溢流利用位差送返回尿素低压吸收系 统。
[0化6] 与现有技术相比，本发明的有益效果为：
[0化7]( -）、本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺。它由'液相逆流式尿素合成、= 段加热-降膜逆流换热的尿素中压分解、=段吸收-蒸发式氨冷-低水碳比的尿素中压回 收、补碳-利用解吸水解余热的尿素低压分解回收、回收低位能热的尿素一段蒸发、高效安 全的尾气净氨、节资节能型尿素废水处理、尿素造粒尾气粉尘回收'等关键工艺与设备技术 集合而成。尿素生产综合能耗水平[吨尿素单耗一一氨570kg、蒸气905kg、循环水77m3、电 125kwh，排放尾气氨含量低于1%V，处理后的工艺废水氨、尿素含量低于5ppm]与二氧化碳 气提工艺相当，个别指标领先，总投资至少要低20%。节能型尿素生产技术具有投资低、能 耗低、操作简单、弹性大等特点，因此本发明工艺技术有相当可观的经济效益和社会效益。 [0化引 （2)本发明中所述的节能型全循环尿素生产工艺，尿素合成采用液相逆流换热式 尿素合成塔，转换率高达73%V，全液相（气相比例小）、低返混、无热点、低腐蚀（塔衬里用 尿素级31化）。
[0化9] (3)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺，尿素中压分解工艺操作灵活可靠、 投资较低；氨基甲酸锭分解率高、总氨蒸出率高；气相含水量低，且回收利用解吸净水热量 可降低蒸汽消耗。在尿素中压分解工艺中，增加甲锭分离器，降低浓甲锭液水碳比，利于系 统水平衡，可W使回收的甲锭液温度由传统的90~95°C提高到105°C，甲锭液水碳比（摩 尔比）可由传统的2. 0降低至1. 5,提高尿素合成转化率。尿素中压回收通过采用S段吸 收来提高二氧化碳吸收率，从而最大限度地保证出中压吸收塔气体中的二氧化碳含量低于 5ppm。吸收效率高、操作简单、运行安全稳定。采用碳钢材质的盘管喷淋蒸发式氨冷凝器取 代传统的列管式不诱钢冷凝器，设备投资低，节约循环水耗[吨尿素节循环水60m3W上]。 [0060] (4)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺，设置逆流式降膜式预蒸发器，充 分利用中压分解气的冷凝热将尿素溶液浓缩到82-84%wt，减少了蒸发工序蒸汽用量。并 设置二段甲锭液预热器，提高二段甲锭液浓度，增加了降膜式预蒸发器的热回收，又减少了 中、低压吸收工段的冷却循环水消耗。
[0061] (5)本发明所述的节能型全循环尿素生产工艺，尾气净氨精洗器W设计压力 5.OMPa、操作压力0. 6MI^a的具有特殊内部结构的邱式浸没式吸收器；在0. 5MI^a压力下通过 =个串联的邱式浸没式吸收器，设计压力大于操作压力的7倍W上，确保操作的安全性，安 全实现尿素尾气的净氨工艺，从而保证不凝气体中氨含量《1%V。
【附图说明】：
[0062] 图1所示是现有技术中水溶液全循环尿素生产系统的示意图；
[0063] 图2所示是本发明所述的节能型全循环尿素生产系统的示意图。
【具体实施方式】
[0064]为了使本发明的内容更加便于理解，下面将结合附图和【具体实施方式】对本发明中 所述的节能型全循环尿素生产系统及其工艺做进一步的阐述。但不应将此理解为本发明上 述主题的范围仅限于下述实施例。
[0065] 实施例1 :
[0066] 本实施例中所述的节能型全循环尿素生产系统如图2所示，所述系统包括；C〇2压 缩机、甲锭累（即氨基甲酸锭累的简称）、液氨累和尿素合成塔，C〇2压缩机分别与甲锭累和 液氨累连接，液氨累与尿素合成塔连接，在所述尿素合成塔后依次串联有降膜逆流中压分 解塔及加热器、甲锭冷凝器、甲锭分离器、=段中压吸收塔及蒸发式氨冷回收器、液氨缓冲 槽、惰性气体洗漆器、尾气净氨精洗器、低压分解塔及加热器、二甲液预热器、邱式低压吸收 器、降膜式预蒸发器、一段蒸发器及一段蒸发冷凝器、二段蒸发器及二段蒸发冷凝器、工艺 废水解吸水解塔；所述甲锭分离器通过甲锭累与所述尿素合成塔连接连接，所述中压吸收 塔与蒸发式氨冷器连接，蒸发式氨冷器与液氨累连接连接，在所述中压分解塔和中压吸收 塔之间设置降膜式预蒸发器和甲锭分离器，在所述蒸发式氨冷回收器与尾气净氨精洗器之 间依次连接液氨缓冲槽、惰性气体洗漆器。
[0067] 所述尿素生产系统还包括与所述尿素合成塔连接的中压分解塔，所述中压分解塔 与所述低压分解塔连接，所述低压分解塔与所述蒸发器连接。
[0068] 所述中压吸收塔通过所述蒸发式氨冷回收器与所述液氨缓冲槽连接。
[0069] 在所述降膜逆流中压分解加热器与所述的工艺废水解吸水解塔连接。
[0070] 所述蒸发式氨冷回收器为喷淋盘管式换热器，所述降膜式预蒸发器为列管式换热 器，所述尾气净氨精洗器为列管浸没式吸收器。
[0071] 所述尿素合成塔为液相逆流换热尿素合成塔，其塔内设旋流分布器和下降管。
[0072] 基于本实施例中所述的节能型全循环尿素生产系统的生产工艺为：
[0073] (a)来自氨库的原料液氨，经液氨累加压到23MI^a后送往液氨预热器，被加热到 60-70°C分为气氨与氨基甲酸锭累来的105°C氨基甲酸锭液和来自C〇2压缩机的23MPaC〇2 的一起进入合成塔塔顶分布器，在塔内完成等温高压合成反应。
[0074] 化）尿素高压合成工艺物料路线：W液相逆流换热式尿素合成塔为核屯、组成的 '约10%V液氨底部入塔内、二氧化碳、甲锭液及约90%V液氨从顶部进入塔内，反应产物 从塔的顶部出。
[0075] (C)反应气液混合物，所述反应气液混合物从尿素合成塔顶部出来，进入中压分解 塔加热至158~160°C，使得气液混合物中的未反应物在减压加热中被分解析出；
[0076] (d)中压分解气、液，所述中压分解气从中压分解塔顶部出来，温度120-123°C进 入降膜式预蒸发器换热后温度110~115°C，使得气体中的副产物N&和CO2被充分吸收， 中压分解塔浓度约有62%的尿素溶液，通过压差进入低压分解塔；
[0077] (e)中压氨回收，中压分解气体经降膜式预蒸发器后，进入甲锭冷凝器，所得氨基 甲酸锭溶液温度约l〇5°C，经甲锭分离器分离后的气体再进入中压吸收塔进一步吸收，出塔 的气体中二氧化碳含量低于lO