本发明涉及尿素生产中蒸汽热能的循环利用技术领域，尤其涉及一种二氧化碳气提法尿素生产中的蒸汽热能循环利用工艺。
背景技术：
随尿素行业产能的不断扩充与市场饱和程度，及环保形势压力下，成本不断上涨，对各项消耗指标提出更高要求，优化工艺操作，节约成本消耗已迫在眉，如何将尿素加工产生的蒸汽热能充分利用，降低蒸汽消耗已势在必行。
目前在蒸汽冷凝液槽放空蒸汽回收利用上，尿素主装置工艺过程所产生的蒸汽冷凝液全部收集至蒸汽冷凝液槽，疏水器数量众多，运行周期较长，排查起来工作量大，部分蒸汽会通过疏水器经过蒸汽冷凝液冷却器回到液位槽，液位槽内在常压状态下产生放空蒸汽，不但造成能源浪费，而且增加了循环水的负荷。
目前在高调水余热热能利用上，二氧化碳气提法工艺中，传统工艺上设计高调水在高压洗涤器的壳侧将反应热移走，高调水温由120-130℃上升到130-140℃。出高压洗涤器的140℃高调水进入精馏塔与110℃尿液换热，然后经高调水泵加压后送入高调水冷却器，与循环冷却水换热降温，最后再次进入高压洗涤器，往复循环。由于循环冷却水的水质较差，含有泥沙污垢，长周期运行后高调水换热器出现严重的列管结垢现象，换热效果严重下降，高调水冷却器出口工艺指标为120-130℃，而运行时常达到135℃，直接影响高压洗涤器内的吸收反应，吸收反应不完全则造成高压洗涤器出气中的氨和二氧化碳上升，不仅造成氨耗增高，而且原料放空量大，造成后续吸收效果差，放空量大对环境造成污染。
目前在废锅蒸汽热能利用上，合成车间自产2.2mpa废锅饱和蒸汽，将2.2mpa废锅蒸汽减压至0.8mpa后供给精醇工段使用，减压至0.4mpa低压蒸汽送至低压蒸汽管网使用，但是其工序较为复杂，0.4mpa低压蒸汽管网压力饱和或精醇工段出现问题需停车后，废锅蒸汽无法完全利用。
如何进一步节能挖潜是在新形势下赋予二氧化碳气提工艺新的活力的关键，也是尿素企业生存出路的重中之重，为此，我们提出了一种二氧化碳气提法尿素生产中的蒸汽热能循环利用工艺来解决上述问题。
技术实现要素：
本发明的目的是为了解决现有技术中存在的缺点，而提出的一种二氧化碳气提法尿素生产中的蒸汽热能循环利用工艺。
为了实现上述目的，本发明采用了如下技术方案：
一种二氧化碳气提法尿素生产中的蒸汽热能循环利用工艺，包括以下步骤：
s1、在尿素界区安装蒸汽闪蒸罐，并将进入蒸汽冷凝器前气液分离器的高温冷凝液直接送入蒸汽闪蒸罐；
s2、在中间热水缓冲槽出口配管至尿素蒸汽冷凝液槽，依靠位差将闪蒸槽的蒸汽冷凝液回至蒸汽冷凝液槽补水；
s3、将尿素界区内熔融泵、甲铵泵进口、洗器循环泵进出口、回流泵出口、尿液泵进出口、低甲冷排放阀等带夹套保温阀门的蒸汽冷凝液回收至事故槽；
s4、将高压圈8公斤保温蒸汽冷凝液，精馏塔加热蒸汽冷凝液和蒸发一段冷凝液分别送至蒸汽闪蒸罐；
s5、闪蒸槽产生的蒸汽外送至净化车间软水加热器、除氧器，提高进入锅炉温度；
s6、从蒸汽冷凝液泵来的管线上配出管道至原0.8mpa蒸汽管道切断阀，进入高调水夹套内，利用切断阀调节，充满管间与高调水换热，然后在原0.8mpa蒸汽冷凝液管线阀门前配出管道，与低压蒸汽饱和器补液位管线合并进入低压包产生蒸汽；
s7、废锅2.2mpa饱和蒸汽配管道至尿素与中压蒸汽管网来的中压蒸汽混合进入高压蒸汽饱和器，用于提供气提塔甲铵分解所需热量；
s8、配管减压到0.8mpa饱和器，供给0.8mpa进入蒸发二段蒸汽加热器和高压保温伴管使用。
优选地，所述s1中蒸汽闪蒸罐上设有自调阀、控制阀和液位计。
优选地，所述s1中中压保温蒸汽和低压保温蒸汽管线分开进入蒸汽闪蒸罐。
优选地，所述s4中精馏塔加热蒸汽冷凝液和蒸发一段冷凝液分别送至蒸汽闪蒸罐是为了保证各种压力等级下冷凝液都能进入蒸汽闪蒸罐。
本发明具有以下好处：
1.将高品质蒸汽冷凝液集中回收，经过闪蒸送入净化车间软水加热器、除氧器，提高进入锅炉温度。
2.高调水夹套蒸汽管功能基础上，通过设计改造，使夹套蒸汽管在正常生产时能够起到冷却器的作用，增加了系统移热量，提高系统运行周期，同时换热后的冷凝液进入低压饱和器中，热源利用，节约蒸汽。
3.通过废锅蒸汽热能利用改造后，可合理运行蒸汽管网压力，节约了高品质蒸汽，还可用于发电机组发电。
本发明中改进后高调水温从130℃-140℃下降至120-125℃，使高压洗涤器的吸收效果得到保证，避免了不必要的停车延长运行周期，另外高调水夹套内换热后的冷凝液进入低压蒸汽饱和器中，使得热源再次得到利用，得到更多的低压蒸汽用于外界使用，同时减少停车检修，保证设备的长周期运行，改造后不仅减轻后续低压吸收塔的负荷，还使低压吸收塔放空量减少，同时减轻了对环境的污染。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明作进一步解说。
本发明一种二氧化碳气提法尿素生产中的蒸汽热能循环利用工艺中，尿素装置通过合理使用不同等级的蒸汽能量，以满足工艺生产的需求，并形成相对封闭的蒸汽和冷凝液循环装置，充分利用热能，达到节约蒸汽的目的。
目前二氧化碳气提法尿素生产工艺中，共使用蒸汽类别分为，2.5mpa中压蒸汽，0.8mpa蒸汽，0.4mpa低压蒸汽，0.28mpa夹套蒸汽，2.2mpa废锅蒸汽。
一、中压蒸汽
3.63mpa中压蒸汽来自动力蒸汽锅炉等，中压蒸汽的用户有以下五路：一路去高压蒸汽饱和器生产1.7到2.0mpa的蒸汽，作为气提塔的热源；第二路去中压蒸汽饱和器作为生产0.8mpa饱和蒸汽的补充热源;第三路去低压蒸汽包，作为高压甲铵冷凝器自产0.4mpa饱和蒸汽的补充蒸汽，在高负荷时副产蒸汽量多，这路蒸汽不必补充；第四路去脱氢系统的二氧化碳加热器，使二氧化碳温度达到催化剂的活性温度所产生的冷凝液排至中压蒸汽饱和器，第五路为尿素水解塔的直接加热蒸汽。
气提塔壳侧加热蒸汽
二氧化碳气提塔是一个直立管壳降膜式换热器，对此设备的基本要求：一是塔内气、液体进入传热管内分布要均匀，要有较高的气提效率和较低的副反应；二是为防止设备被腐蚀，气提塔必须用相应耐腐蚀材料制造。
气提塔采用降膜式结构的重要原因之一是为了控制液体在气提塔内的停留时间按设计要求小于1min，否则缩二脲的生成及尿素水解均将比较严重。
从尿素合成塔来的合成液，进入气提塔上管板上面半环形的受液槽中，然后通过受液槽的分布口流到上管板，并在此保持一定的液面，在通过各气提塔液体分布器分配头上的三个φ2.3-φ2.5mm的小孔沿管壁往下流，在管壁上形成一层液膜。加压后二氧化碳从气提塔底部通过气体分布器，均匀分散到每一根气提管中，上升气体与呈膜状往下流的液体在管内逆流接触，并进行气提，经过气提后的尿素溶液从塔底流出，减压后送往精馏塔。气提后的气体从各液体分布器的升气管流出，并在上封头汇集后进入高压甲铵冷凝器。气提时所需的热量由壳侧2.0mpa饱和蒸汽供给。
为了提供气提所需要的热量，在气提塔壳侧上部通入2.0mpa饱和蒸汽，蒸汽冷凝液从壳侧底部流出。管间加热，合成反应液中过剩氨及未转化的甲铵被气提蒸出和分解，气提在合成塔内未分解的甲铵液，输送到低压系统，二氧化碳气体所需的热量，有高压蒸汽饱和器产生的饱和蒸汽供给。因为饱和蒸汽压力与温度呈对应关系，压力确定后温度也随之而定，因温度易于控制，且蒸汽冷凝相变给热系数大，所以气提塔加热蒸汽采用饱和蒸汽，以减少蒸汽用量，进入气提塔的尿素甲铵溶液温度为183℃，这就意味着加热蒸汽温度必须大于此温度，也就是对应压力必须高于1.1mpa，但如果加热蒸汽压力过高,则导致副反应增加气提塔腐蚀加剧，压力过低热量不够气提效率下降。
入气提塔的合成液中甲铵分解和游离二氧化碳、过剩氨的逐出都是吸热过程，而在设备结构、所有材质所允许的条件下，适当提高壳侧加热蒸汽压力，可提高气提管内外的传热推动力，提高管内温度，对气提有利，由于列管材质限制，其使用温度不允许超过200℃。因此，这就决定了气提塔操作温度的上限。另外，还考虑到尿素溶液在高温下缩二脲的生成量和水解量的增加，同时液相中的氧溶量的减少，将加剧设备的腐蚀速度等因素，气提塔壳程的蒸汽压力不能一味的为了提高气提效率而提高，而必须与生产的负荷相适应。另外。气提管内干净是否，壳侧蒸汽冷凝液或惰性气体积存多少，都会影响传热效果，以至于影响气提效率。
甲铵分解反应是甲铵生成的逆反应，其反应式：
nh4coonh2(液）⇌2nh3(气）＋co2（气）－q
根据化学反应平衡原理，要将合成液中的甲铵分解并分出其中的游离co2和游离氨，可采用减压，加热与气提等方法。
甲铵的分解在不同压力下有不同的分解温度，压力愈高，所需的分解温度也要相应提高，而且选择的温度必须高于采用压力下的甲铵分解温度。
co2气提工艺过程中甲铵分解采用加热，气提的方法在气提塔中完成，根据化学平衡原理，甲铵离解的平衡常数可用co2与nh3的分压表示:
kp=p2nh3.pco2=(p.ynh3)2.(p.yco2)=p3.y2nh3.yco2(3-1)
式中：p----离解总压力；ynh3、yco2----分别为达到平衡时，nh3与co2的气相浓度（摩尔分率）。
当纯甲铵离解时，从反应式可以看到气相中nh3/co2为2。设甲铵离解总压力为ps，则pnh3=2/3ps,pco2=1/3ps,平衡常数以分压表示：
kp=(2/3ps)2.(1/3ps)=4/27ps3
当反应在同一温度下进行时，kp=kp1所以
p3.y2.yco2=4/27ps3(3-3)
由式（3－3)可知，当用纯co2进行气提时，气相氨浓度ynh3几乎为零，p为无穷大，即甲铵的离解压力近于无穷大，这说明在实际生产所用的操作压力13.5-14.5mpa并在气提塔管侧用2.0mpa左右的高压蒸汽加热的条件下使甲铵完全分解，出气提塔的尿液中含nh36-8％。
正常生产时气体塔加热蒸汽压力与系统负荷有关，由于负荷不同，气体所需的热量也不同，因此低负荷时蒸汽压力低，高负荷时蒸汽压力高百分之七十的负荷时蒸汽压力一般约1.7mpa,百分之百负荷蒸汽压力约2.0mpa，气提塔加热蒸汽放热后产生的冷凝液返回高压蒸汽饱和器再通过液位调节阀排至中压蒸汽饱和器。
二、高压系统热平衡，
氨和二氧化碳反应生成尿素，总的反应式是：
2nh3+co2(g）→co(nh2)2+h2o+q
实际上，反应分两步进行，即首先生成中间产物氨基甲铵酸nh4coonh2,然后氨基甲铵酸再脱水生成尿素：
2nh3+co2→nh4coonh2+q
nh4coonh2→co(nh2)2+q
甲铵的生成和甲铵脱水生成尿素，这两个反应都是可逆的，甲铵的生成是强烈热反应，反应速度快，易过到平衡，而且在平衡条件下co2转换成甲铵的程度很高。甲铵脱水生产尿素是一个微吸热反应，反应速度慢，要在较长时间才能达到平衡，且甲铵转化为尿素的转化率都不高，一般50-75％，因此该反应是合成尿素的控制反应。co2气提法工艺中，甲铵生成和甲铵脱水分别在高压甲铵冷凝器和合成塔中进行。甲铵的生成反应主要在高压甲铵冷凝器内在13.5-14.5mpa下进行。来自气提塔的气提气温度180-185℃，含nh339.2％、co258.9%、h2o2.9%,与来自高压喷射泵的液氨和甲铵混合物汇合后均匀地分布在高压甲铵冷凝器的列管中，反应生成甲铵，放出大量的热量由管外的热水移走，产生低压蒸汽。通过调整进系统氨量和进系统水量，控制高压甲铵冷凝器内氨碳比在2.89，水碳比在0.37。为了保证合成塔内nh4coonh2脱水反应和合成液升温所需要的热量，必须调节好蒸汽包的蒸汽压力和液位，控制好高压甲铵冷凝器内甲铵的冷凝量，使出高压甲铵冷凝器的物料中气态nh3占总的26％左右，气态co2占总量的13％左右。
甲铵脱水在13.5-14.5mpa下，在合成塔中进行。未反应的nh3和co2在合成塔内继续反应生成甲铵，放出热量供甲铵脱水生成尿素所需要，并使合成塔内的物料从下至上逐渐升高，合成塔出气温度在180-183℃，出液温度在180-183℃，使得co2的转化率在57％左右。
高压洗涤器回收在高压洗涤器中进行，在13.5-14.5mpa下用循环系统来的甲铵液，其组分为co234%,nh330%,h2o36%,温度70℃来洗涤合成汽中的co2与nh3。由于洗涤液温度低，液面上的co2、氨蒸汽压也较低，因而，合成气中的co2与nh3极易被冷凝吸收而生成甲铵，co2与氨几乎可以全部洗涤下来。但是，为了防爆原因，采用两步洗涤，即在高压洗涤器中，通过控制高调水温度，降低冷凝吸收的数量，增加hc-202阀位开度等措施增加高压尾气中的氨含量，缩小尾气爆炸范围，形成非爆炸性气体。尾气中的co2和nh3去中压吸收塔回收。
脱氢系统二氧化碳加热器
原料二氧化碳气中通常含有小于1％的氢（体积），为了防止腐蚀，在co2气中加入了一定量的空气，这些气体均不参与尿素合成反应而留在合成气中，由于氢气是易燃易爆气体，经过高压洗涤器洗涤吸收后，尾气中的nh3、h2、o2极易构成爆炸性气体混合物，一旦遇到外界的某些爆炸因素（如火花、静电、摩擦、撞击等）就有可能发生爆炸，损坏设备，大量泄漏造成环境污染，严重时可能酿成人员伤亡。
为了使尾气不形成爆炸性气体混合物，co2气提法生产工艺中在压缩机五段出口设有脱氢装置，使co2气体经过脱氢后，气体中h2小于50ppm。
脱氢过程是在催化剂的作用下，用co2的h2与o2发生燃烧反应，以脱除原料气中的可燃气体。
脱氢过程是铂作催化剂的情况下，用co2的h2与o2发生燃烧反应，以脱除原料气中的可燃气体。从压缩机来的压力为14.2mpa、温度为110℃的co2，在进入脱氢反应器前温度加热到160℃左右，以达到催化剂活性反应温度，原料气中的h2与加入空气中的o2发生燃烧反应：h2＋o2＝h2o，由于受催化剂活性的影响，反应温度不得低于150℃，但不得高于250℃，以免烧坏催化剂。在脱氢反应中催化剂是以al2o3为载体装在反应器上部共0.14m3，中部dh-2型除氢催化剂0.34m3，下部瓷球0.05m3。由脱氢反应放出大量的热（每反应1％的h2出口温度将提高45℃），使出脱氢反应器co2温度升高，需要co2冷却器，用循环水冷却至120℃送至气提塔。
水解加热蒸汽
解吸过程只能将工艺冷凝液中的co2和氨分离出来，而回收工艺冷凝液中的尿素则需借助于水解，水解就是用蒸汽直接加热的方法，使溶液中的尿素分解为co2和氨，然后在解吸塔中进行解吸以回收分解得到co2和氨，这种方法俗称为热分解法，以区分其他回收尿素的方法。衡量水解工作好坏的指标为水解率。尿素水溶液加热到一定温度就会产生水解作用，得到co2和氨。水解塔的操作压力为1.96mpa（绝），操作温度为215℃，保持一定的停留时间，采用2.45mpa中压蒸汽直接加热。蒸汽流量由调节阀fc-702控制。
三、中压饱和器（0.8mpa蒸汽）
0.8mpa蒸汽由中压蒸汽饱和器产生。蒸汽的来源是高压蒸汽饱和器排出的冷凝液闪蒸和中压蒸汽的补充。中压蒸汽饱和器的冷凝液排至低压蒸汽包。减压闪蒸可以产生少量的低压蒸汽。
0.8mpa蒸汽的用户主要由两路:
一路：是二段蒸发加热器为尿素溶液蒸发提供热量产生的冷凝液排至一段蒸发加热器。把冷凝液中的热量进行再利用可以减少低压蒸汽的用量。
蒸发系统一段蒸发出来的尿液浓度为95%（质量），温度为125-130℃，通过u型管进入二段蒸发加热器，它是一个直立管式换热器，尿液在管内进行升膜式蒸发，壳侧用0.8mpa蒸汽加热，二段压力为3-4kpa（绝压），其真空度有蒸发喷射器保持。从二段蒸发加热器出来的气液混合物进入二段蒸发分离器进行汽液分离。分离后的气提由升压器抽出，进入二段蒸发冷凝器，其冷凝液进入氨水槽，仍未冷凝的气体由二段蒸发第二喷射器抽出与一段蒸发喷射器抽来的气体一期进入最终冷凝器，冷凝液进入氨水槽。
另一路去高压系统设备的伴热管线
所有高压设备包括气提塔、合成塔、高压甲铵冷凝器，高压洗涤器、高压液氨喷射器和低压吸收塔放空吹扫蒸汽都用的是0.8mpa保温蒸汽。，所有冷凝液经疏水器后回收到蒸汽冷凝液液位槽中。
四、低压蒸汽饱和器（0.4mpa）
蒸汽冷凝液在高压甲铵冷凝器壳侧中被高压甲铵反应热，产生低压蒸汽。一般每生产1吨尿素能副产1t低压蒸汽，在低负荷时，由于高压甲氨冷凝器副产蒸汽量减少需要补入少量中压蒸汽已平衡低压蒸汽用量，低压蒸汽是饱和蒸汽通过压力0.3mpa温度144℃压力由合成反应条件所决定，低压蒸汽压力高压甲铵冷凝器生成量减少合成反应温度上升且反应系统压力升高。低压蒸汽压力低，则合成反应温度下降，二氧化碳转化率下降，日常操作中根据合成塔反应的氨碳比调节，正常生产时低压蒸汽压力与系统负荷有关，为维持不同负荷下合成反应的温度压力不变，低负荷时应提高低压蒸汽压力，高负荷时应降低低压蒸汽压力，一般百分之七十负荷时低压蒸汽压力0.45mpa百分之百负荷时低压蒸汽压力0.35mpa。
低压蒸汽的用户主要有：
一路去一段蒸发加热器为尿素溶液蒸发提供热量和尿素蒸发系统各个喷射器的动力蒸汽；
尿液槽中的尿液经尿液泵送到一段蒸发加热器，尿液流量由设置在管道上的调节阀控制。一段蒸发加热器是直立管式加热器，尿液自下而上在管内流动，在真空抽吸下形成升膜式蒸发。蒸发所需热量由高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽汇同二段蒸发加热器用过的蒸汽冷凝液一起提供，
其温度由温度调节器自动调节加热蒸汽压力来实现。汽液混合物进入一段蒸发冷凝器中冷凝，冷凝液进入氨水槽。在一段蒸发冷凝器中为冷凝的气体由一段蒸发喷射器抽出与二段蒸发后冷凝器来的气体一期进入最终冷凝器中冷凝。一段蒸发的压力控制在30-40kpa(绝压)，其真空度由一段喷射器维持，
第二路去精馏塔循环加热器加热分解尿液中的为反应物，
精馏塔是通过加热使甲铵分解成nh3和co2主要是通过循环加热器完成，生产中控制好精馏塔的出液温度在指标范围内，约135℃左右，通过调节顶部加热器的蒸汽压力在实现的。如加蒸汽压力过高，出液温度过高，尿液水解和缩二脲生成加速，影响产品质量。如果加热蒸汽压力过低，则出液温度过低，分解率下降，尿液中氨和二氧化碳含量升高，加重蒸发系统的负荷，能耗氨耗增加，也影响到尿液泵的打量。生产中低压蒸汽管网压力低，高调水温度控制低，顶部循环加热器壳侧有惰气或冷凝液积存，循环加热器列管结垢或物料带油，另外合成转化率低和气提效率低都会造成精馏塔出液温度提不上来。
低压分解过程是将气提液中的甲铵分解为氨和co2，然后将溶于液体中的co2与氨分解开来。分解是采用减压和加热的方法。
甲铵分解过程就是甲铵生产反应的逆过程，可用下面几个平衡式表示：
nh4coonh2(液）⇌2nh3(液）＋co2（液）－q
从反应式可知，甲铵分解应为体积增大的吸热过程，因此，在一定的压力下，分解温度愈高，液相中残留的氨和二氧化碳含量愈低，分解率就愈高，但是随着压力降低，进入气相中的水量液随之增加，因此保证一定分解率的前提下，尽量减少气相中水含量，使返回高压系统水量减少。另一方面，在实际生产中，由于分解气的冷凝吸收需要有一定的压力，因此在分解过程中，不可能采用过低的压力，prc-302控制在0.2mpa。这样，便增加了循环加热器将尿液加热到135℃，促使甲铵分解。
溶液分解的程度，常用甲铵分解率和总氨蒸出率这两个算式表示。
甲铵分解率：
分解成气体的co2量与气提塔出口液中未转化成尿素的co2量之比，称为甲铵分解率，用η甲铵表示。气提液中co2量即为未转化尿素的co2量，气提液中与分解液中co2量之差就是分解成气体的co2的量，则
η甲铵＝（气提液中co2量－分解液中co2的量）/气提液中co2量×100％变，可从尿素平衡得出分解液量为1×ur/ur2公斤，如气提液组分％（重）以（nh3)1、（co2)1、(ur)1表示，则η甲铵可用以下算式表示：
η甲铵＝[（co2)1－（co2)2]×ur1/ur2/(co2)1×100％（3－4）
整理（3－4）可得：
η甲铵＝[(co2/ur)1－(co2/ur)1×100％（3－5）
式（3－4）表明，如果残存在尿液中的co2多，则分解成气体的co2量减少，甲铵的分解率就降低;反之，分解液中co2很少，甲铵分解率就提高。
总氨蒸出率
总氨蒸出率的定义：从液相中蒸出的氨量与气提液中为转化为尿素的氨含量之比，用推导甲铵分解率同样的方法。
η甲铵＝[(nh3/ur)1－（nh3/ur）2]/(nh3/ur)3×100％
第三路去第二解析塔，作为氨水解析直接加入蒸汽；
解吸就是将工艺冷凝液中的co2和氨分离出来，得到co2和氨的混合气体和不含上述两种物质的液体（即水）。解析是吸收的逆过程，有关吸收的基本原理也适用于解吸，吸收时需要提高压力和降低温度，解吸则需要降低压力和提高温度。
提高解吸温度通常用将水蒸气直接通入解吸塔内的方法。这种方法一方面可以提高加热溶液提高温度；另一方面由于水蒸气不含有co2和氨，因而气相中的co2分压很低，其值小于溶液表面上的平衡分压，所以溶液中co2和氨能够进入气相达到解吸的目的。
由此可见，解吸原理可认为主要是精馏气提过程。在工业上此过程是这样实现的：用低压蒸汽加热塔底溶液，使其温度升高至沸点;此时气体在液体中的溶解度降低而释放出来，使塔底溶液含co2和氨量甚少；蒸汽带着二氧化碳和氨自下而上与自上而下温度较低液体进行热量与质量的交换；此时下流液体温度升高了，而上升的蒸汽受冷部分冷凝。在这个过程中，气相中co2与氨分压相对提高，液相中的氨和co2含量则下降。这样，在排出气体中可得到较高的氨和co2含量，而在排出液中则氨和co2含量最低，达到分离的目的
第四路去0.28mpa蒸汽饱和器,生产蒸发系统夹套保温用蒸汽。
第五路去低压系统、蒸发和其他系统的蒸汽伴热管线；
第六路多余的低压蒸汽进入全厂低压蒸汽管网
五、蒸发夹套蒸汽
通过0.4mpa蒸汽减压至0.28mpa，产生用于二段蒸发分离器至造粒喷头的熔融尿素管线夹套保温。离开二段蒸发分离器的熔融尿素浓度99.7%（质量），温度约138℃，由于其结晶温度约132.7℃，如果保温不好，熔融尿素有结晶或造粒拉稀的可能。为此采用保温效果最好的蒸气。夹套保温保温蒸汽的温度应与熔融尿素温度一致，温度高则缩二脲生成多，温度低则有结晶拉稀的危险。采用压力0.28mpa温度约138℃的饱和蒸汽，作为蒸汽夹套保温可以确保熔融尿素在输送过程中的温度不升不降。
六、蒸汽冷凝液
尿素主装置工艺过程所产生的蒸汽冷凝液全部收集制蒸汽冷凝液槽，一部分经锅炉给水泵进送入低压蒸汽包，一部分通过蒸汽冷凝液泵送至各楼层提供冲洗水，多余的冷凝液送出界外。
生产中为防止工艺介质倒入蒸汽冷凝液系统，为及时发现换热器泄漏引起的工艺介质、冷却水等电解质污染蒸汽冷凝液系统，在外送冷凝液总管上设置电导自动分析仪。
在本发明中，改进后高调水温从130℃-140℃下降至120-125℃，使高压洗涤器的吸收效果得到保证。避免不必要的停车延长运行周期。高调水夹套内换热后的冷凝液进入低压蒸汽饱和器中，热源再次得到利用，得到更多的低压蒸汽用于外界使用。
在本发明中，改造完成后投用后提高利润约100000（更换设备资金）+200（约每吨尿素利润）x2(停2天)x600（每天产量）=340000元/年，同时还减轻了对环境的污染，实际效益远大于此数值。
在本发明中，减少了停车检修，保证设备的长周期运行，改造后减轻后续低压吸收塔的负荷，使低压吸收塔放空量减少，减轻对环境的污染。
在本发明中，废锅蒸汽热能利用改造后，年节约高品质中压蒸汽84000吨，用于发电机组，发电后送入国家电网，可以缓解企业压力，节约蒸汽用量。
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。