从尿素合成工艺中的气态物流回收氨的方法 【技术领域】
本发明涉及从尿素合成工艺中的气态物流回收氨的方法。背景技术 尿素的合成是这样进行的 ： 氨和二氧化碳在高的压力和温度下反应， 接着从含有 未反应的产物的混合物中分离尿素， 以及使未反应的产物循环回反应器。
因此， 制备尿素的所有工业方法都基于按照如下反应的直接合成 ：
该合成按两个不同的反应步骤发生 ：
在第一步骤 (A’ ) 中， 在室温下发生具有高反应速率的放热平衡反应， 其要在步骤 (A” ) 所需的高温下达到有利的平衡则需要高压。
在第二步骤 (A” )， 发生吸热反应， 该反应只有在高温 ( ＞ 150℃ ) 下才达到明显 的速率， 具有在 185℃下从化学计量比的各反应物的混合物开始的平衡状态， 得到稍高于约 50％的 CO2 转化率。可以通过升高 NH3/CO2 比来适当地提高这个不能令人满意的转化率。
上述两个反应步骤通常不是在反应器的分开区域中发生的， 而是以反应混合物同 时发生， 因此， 所述反应混合物包含尿素、 水、 氨、 二氧化碳和氨基甲酸铵， 在反应器的不同 位置具有相对浓度， 这取决于对所述过程做出贡献的不同的热力学和动力学因素。
在与本领域有关的具体文献中广泛地说明和描述了从氨和二氧化碳开始通过直 接合成来生产尿素的方法。对最常见的尿素生产方法的大量评述可例如在 “Encyclopedia of Chemical Technology” Kirk-Othmer 编辑， Wiley Interscience， 第四版 (1998)， 增刊， 597-621 页中找到。
尿素的工业生产方法通常这样进行合成 ： 在反应器进料有 NH3、 CO2 并且进料有来 自未转化反应物的循环物流的碳酸铵和 / 或氨基甲酸铵的水溶液， 在从 150 至 215℃范围内 的温度下， 在至少 130atm 的压力下， 以 2.5-5 的 NH3/CO2 摩尔比 ( 相对于包括铵盐形式的氨 的进料物流的总和计算 )。除形成的水和给进的过量 NH3 外， 反应器流出物还含有相当大量 的 CO2， 主要是未转化的氨基甲酸铵的形式。
在装置的最后工段于合适的制粒机或造粒塔中通过空气冷却将熔融尿素固化成 颗粒形式。
上述制粒或造粒工段导致许多与尿素生产装置有关的环境问题。
实际上， 该工段中发生的所述过程目前面临着大量被氨 ( 约 50-250mg/Nm3 空气 )、
尿素 ( 约 20-200mg/Nm3 空气 ) 和痕量甲醛污染的空气排放到大气内。
最近许多国家批准的法规将对于这些物质的排放所允许的最大值显著降低到低 于这些水平。
包 含 在 气 态 物 流 中 的 氨 通 过 酸 洗 例 如 使 用 硝 酸 的 去 除 方 法 是 文 献 例 如 US 4,424,072 中熟知的处理。含有氨的气态物流用酸性水溶液处理致使产生在水溶液中的铵 盐。
特别地， 当进行酸洗的含有氨的气态物流是来自尿素合成工艺的最后造粒或制粒 工段的气态物流时， 含有铵盐的水溶液还含有尿素和痕量甲醛。
不可以将含有铵盐的水溶液按原状循环到尿素的合成和 / 或浓缩工段， 因为后者 可然后被铵盐污染， 这对于尿素的某些后续用途例如用于合成三聚氰胺的目的是绝对不期 望的。
此外， 如此获得的铵盐将具有以致于使其不可用的规格， 因为其根本不适合于市 场利益的目的。
由 EP 1,695,755 已知用膜电解法 (MEP) 处理包含铵盐的水溶液。这种处理允许 回收用于氨的去除的酸， 从而避免含有铵盐的水溶液循环到尿素装置且因此克服了可能的 污染问题。
MEP 表示膜电解方法或电化学方法， 即其中使合适半透膜所隔开的两种或更多种 导电溶液经受阳极和阴极之间的电场的方法 ： 以这种方式有可能将阳离子从溶液中存在的 离子中分离出。所述膜可以是可能与双极性膜组合的阴离子膜或阳离子膜。当可以使用双 极性膜时， 它们提高该方法的能量效率并且由层压在一起的阴离子膜和阳离子膜构成。
EP 1,695,755 提出的方法设想用膜电解法 (MEP) 处理包含铵盐的水溶液， 该处理 允许回收用于洗涤气态物流中存在的氨的酸， 所述氨可合适地进行回收。还获得氢氧化铵 的水溶液， 可对该水溶液进行热处理以获得可循环到尿素合成装置的气态氨物流。
EP 1,695,755 中提出的解决方案具有多种缺点， 特别是从电渗析槽产生氢氧化铵 稀溶液形式的氨， 其在以足够纯的形式循环到尿素合成装置之前需要特定和高成本的热汽 提处理。
此外， 如 EP 1,695,755 中所述用膜电解法 (MEP) 处理包含铵盐的水溶液还可让不 期望的离子通过， 所述离子导致完全不可循环的氢氧化铵水溶液， 或者导致由不期望的中 性 NH3 通过膜反迁移引起的过程功效的降低。 发明内容 本申请人现已发现克服现有技术状态的上述缺点并且进一步增强尿素合成工艺 中氨的回收过程的方法。
因此本发明的目的涉及回收包含在得自尿素合成工艺中的吹扫气态物流内的氨 的方法， 所述方法包括以下阶段 ：
a) 用 pH 处于 1-6 的含水酸溶液对气态吹扫物流进行洗涤， 形成第一纯化气态物流 和含有铵盐的水溶液 ；
b) 在用强碱处理后， 于 50-250℃的温度和 1-40 绝压巴的压力下对来自阶段 a) 的 含有铵盐的水溶液进行汽提， 形成包含 NH3、 H2O 并且可能包含 CO2 的第二气态物流以及含有
所述强碱的阳离子的盐的溶液 ；
c) 对来自阶段 b) 的含有所述强碱的阳离子的盐的溶液进行膜电化学方法 (MEP)， 形成用于阶段 a) 的酸的水溶液、 用于阶段 b) 的碱的水溶液， 并且可能形成所述强碱的阳离 子盐的稀水溶液 ；
d) 将所述酸的水溶液和碱的水溶液分别循环到阶段 a) 和阶段 b)， 以及将来自阶 段 b) 的所述第二气态物流循环到尿素合成工艺。
本发明的目的还涉及用于实施上述方法的设备， 该设备包含 ：
- 酸洗单元 ( 洗涤器 )， 其中使含有氨的气态吹扫物流与酸接触，
- 氨汽提单元 ( 汽提器 )， 其中使铵盐的含水物流与强碱接触并且将如此产生的游 离氨作为蒸气从含水物流中提取出， 以及
- 双极性膜电渗析 (BMED) 单元或电渗析 (ED) 单元， 其中形成含有所述酸的物流、 含有所述碱的物流以及可能的含有相应盐的稀溶液的物流。
当在阶段 c) 中， 形成所述强碱的阳离子盐的稀水溶液， 在随后阶段 d) 将该溶液浓 缩和循环到阶段 c) 的进料中。
根据本发明方法处理的气态吹扫物流可得自尿素合成工艺的各个工段和设备。 在 优选和最相关的情形中， 由于通常涉及的气体体积的结果， 其来自于尿素固化工段， 众所周 知的是所述尿素固化工段表示合成装置的区域， 在所述区域中将熔融或在浓缩溶液中的尿 素冷却和固化成适合于输送和农业中使用的通常颗粒形式。不同的固化技术是可能的， 如 之前所述， 最常见和优选的固化技术被认为是制粒和造粒， 其使用大体积的气态物流作为 冷却剂。 然而， 尿素装置中还存在含有作为污染剂的氨的其它气态吹扫物流或排出气态物 流的来源， 在没有适当的回收处理下不能使其释放， 例如在储存区域中位于设施不同区域 的吸气管中的物流， 或者用于吹扫惰性产物的物流。 所有这些物流可按照本发明进行处理， 获得改善环境影响和另外回收待循环到装置的氨的双重优点。
因此来自尿素合成工艺的气态吹扫物流通常由被氨 ( 约 50-250mg/Nm3 气体 )、 尿 3 素 ( 约 20-200mg/Nm 气体 )、 加上痕量甲醛污染的气体组成。
该气体通常由空气组成， 但是使用与空气不同的惰性气体的方法并未排除在本发 明范围外 ； 在这些情形中， 所述气态吹扫物流主要由所述惰性气体组成。
气态吹扫物流优选以约 45-100℃温度来自尿素合成装置并且用水进行初步洗涤 以除去存在的大部分尿素和甲醛。
然而经受根据本发明方法的阶段 a) 的气态吹扫物流仍含有尿素和痕量甲醛。尿 素通过随后阶段 b) 的处理水解产生 CO2 和 NH3 ； 这相对于现有技术状态的方法表示特别的 优点， 因为从汽提器获得的盐溶液中尿素的存在可在随后该盐溶液的 EDMB 或 ED 处理中产 生许多问题。此外， 以这种方式， 还有可能回收尿素中含有的另外的氨， 从而避免进一步分 散到环境中。
阶段 a) 优选用任何质子型强酸的酸性水溶液进行， 所述质子型强酸优选 HNO3、 H2SO4、 H3PO4， 更优选 HNO3。
阶段 a) 优选在 pH 4-5.5 下实施。
来自阶段 a) 的含有铵盐的水溶液还含有尿素和痕量甲醛。
来自阶段 a) 的含有铵盐的水溶液优选预期 5-50 重量％、 优选 8-25 重量％的铵盐浓度。 在进行根据本发明方法的阶段 b) 之前， 有可能通过反渗透方法对其进行浓缩。
反渗透是其中由于使用合适的半透膜而将盐水溶液浓缩的方法 ( 文献中已知 的 )。使所述盐水溶液相对于半透膜施压 ( 在高于待处理盐水溶液的渗透压的压力下 ) ； 所 述膜基本上仅可让水透过并且允许获得盐浓缩溶液的物流和没有或基本上没有盐的水物 流。
来自阶段 a) 并且进行了反渗透的含有铵盐的水溶液具有 6-66 ％重量、 优选 10-30％重量的铵盐浓度。
在根据本发明方法的阶段 a) 中形成的气态物流由基本上纯的空气或另一种惰性 气体 ( 例如氮气 ) 组成 ： 实际上， 其具有 10-25mg/Nm3 气体的氨含量和 5-30mg/Nm3 气体的尿 素含量。如果纯化气态物流由空气或氮气组成， 则可使其在没有另外处理的情况下释放到 大气中， 因为其符合现行的环境法规。
随后在 50-250℃的温度和 1-40 绝压巴的压力下， 用强碱对可能如上所述进行了 浓缩的来自阶段 a) 的含有铵盐的水溶液进行处理， 形成包含所述强碱的阳离子的盐的溶 液以及包含 NH3、 H2O 并且可能包含 CO2 的气态物流。
特别地， 阶段 b) 包括由于加入强碱的水溶液而将铵盐转变为氨。
强碱优选是在水中具有高的溶解性的离子型氢氧化物， 例如 NaOH 或 KOH。更优选 地， 该强碱是 NaOH。
在其中于阶段 a) 中使用 HNO3 和于阶段 b) 中使用 NaOH 的非限制性情形中， 发生 以下反应 ：
NH4NO3( 水溶液 )+NaOH( 水溶液 ) → NaNO3( 水溶液 )+NH3( 水溶液 )+H2O
强碱水溶液以中和铵盐溶液的过量酸并且基本上转变所有氨的量加入。
例如， 当用于阶段 b) 的强碱是 NaOH 时， 则盐是钠盐， 特别地， 当用于阶段 a) 的酸 是 HNO3 时该盐是硝酸钠。
由铵盐转变的游离氨作为水合氨或氢氧化铵存在于水溶液中， 在该方法的压力和 温度条件下按照相平衡迁移到气相中并且作为气态物流被分离。
在阶段 b) 中， 形成如所提及的包含 NH3、 H2O 并且可能包含 CO2 的第二气态物流， 可 将其优选在浓缩以及可能的部分或全部冷凝后循环到尿素合成工艺或氨生产工艺。
因此阶段 b) 允许获得无水的或者以任何比例在水溶液中的氨， 可将其循环到尿 素合成工艺或其它工艺例如氨的合成工艺。
在阶段 b) 中， 将氨从含有强碱的盐的水溶液中提取出 ( 汽提 )。
优选通过加入蒸气以有助于达到所需温度和有助于氨的去除来实施阶段 b)。 作为 替代方案， 可通过间接加热供给热量。 根据已知的汽提技术原理， 通过热效应形成的或者由 外部给进的蒸汽还有利地产生氨到气相的驱动作用， 从而有助于其从溶液中提取。
必须对阶段 b) 中的温度和压力条件进行选择以致使形成溶液和气态物流。
阶段 b) 优选在 140-200℃的温度和 3-18 绝压巴的压力下进行。
在优选的实施方案中， 通过在汽提阶段期间在约 3 巴和约 150℃的温度下操作， 包 含 NH3、 H2O 和 CO2 的物流具有 15-25％重量不等的氨浓度。
在根据本发明的方法的阶段 c) 中， 对含有用于阶段 b) 的强碱的阳离子的盐的水 溶液进行膜电化学方法 (MEP) 处理， 形成用于阶段 a) 的酸的水溶液、 用于阶段 b) 的碱的水 溶液和可能的用于阶段 b) 的强碱的阳离子的盐的稀水溶液。
可预先通过反渗透将含有用于阶段 b) 的强碱的阳离子的盐的水溶液进行浓缩。
按照阶段 c) 对由于氨的转变而获得的含有用于阶段 b) 的强碱的阳离子盐的水溶 液充分进行电化学再生。
如所已述及， 膜电化学方法 MEP 是其中使一个或多个合适半透膜所隔开的两种或 更多种导电溶液经受阳极和阴极之间的电场的方法 ： 以这种方式有可能将溶液中存在的阳 离子与阴离子分离。所述膜可以是可能与双极性膜组合的阴离子膜或阳离子膜。当使用 双极性膜时， 它们允许提高该方法的能量效率并且由层压在一起的阴离子膜和阳离子膜构 成。双极性膜电渗析 (EDMB) 与电渗析 (ED) 的具体不同之处在于双极性膜的使用。
可 例 如 在 已 述 及 的 出 版 物 ： “Encyclopedia of ChemicalTechnology” Kirk-Othmer 编辑， Wiley Interscience， 第 4 版 (1998)， 卷 9 的章 节 “Electrodialysis” 343-356 页中找到电解膜槽的理论方面和实际制备的更一般性的论 述。 可将所述溶液通过反渗透预先浓缩并随后送至 EDMB 或 ED 槽。
EDMB 或 ED 槽产生以下产物 ： 用于阶段 a) 的酸的水溶液， 优选具有 0.1N-5N 的常规 浓度， 用于阶段 b) 的碱的水溶液， 优选具有 0.1N-5N 的常规浓度， 和可能的用于阶段 b) 的 强碱的阳离子的盐的稀水溶液。更优选地， 在阶段 c) 中通过 MEP 获得的酸和碱的溶液独立 地具有 0.5N-2.5N 的浓度。
酸水溶液可用于吸收来自根据本发明方法的阶段 a) 中的起始气态物流的另外 氨， 即在为维持所需浓度而可能必须加入必要量的水和酸 ( 补充酸 ) 后， 将其循环到所谓的 酸洗涤器阶段。
可例如通过蒸馏或者通过反渗透将盐的稀水溶液浓缩， 并将其循环到根据本发明 方法的阶段 c) 的进料中。
特别地， 在包括于阶段 a) 中使用硝酸和于阶段 b) 中使用 NaOH 的优选实施方案 中， 将来自阶段 b) 的 NaNO3 浓度为 1-30 重量％的 NaNO3 水溶液送至 EDMB 或 ED 槽。
在一个实施方案中， EDMB 或 ED 槽产生以下产物 ：
- 在可能的加入必要量的水和补充酸后， 循环至汽提阶段的 NaOH( 水溶液 )( 约 0.5-20 重量％， 优选 3-10 重量％ ) ；
- 在可能的加入必要量的水和补充酸后， 循环至所谓的酸洗涤器阶段的 HNO3( 水溶 液 )( 约 1-30 重量％， 优选 3-18 重量％ ) ；
- 优选通过反渗透浓缩的 NaNO3 的稀水溶液， 形成待循环到根据本发明方法的阶段 c) 的进料中的 H2O 和 NaNO3( 水溶液 ) 溶液。
因此在尿素生产装置中， 根据本发明的改进方法允许回收气态吹扫物流中所含的 污染性产物例如氨和尿素， 从而有利地允许获得浓缩氨溶液。因此这些溶液在循环到尿素 合成装置之前不需要特定的热处理。因此该方法具有高的能量效率。
此外， 根据本发明的方法具有不受束缚于膜的选择性的优点， 因为基本上所有的 氨随在该方法的阶段 b) 中形成的第二气态物流被除去。以这种方式， 酸溶液再生效率相对
于铵盐的直接处理得到极大改善。在其中于阶段 b) 中形成硝酸钠的本发明典型实施方案 中 ED 或 EDMB 工段的能量消耗可低至约 350KJ/molNH3 和通常为 350-600KJ/molNH3， 这取决于 所需的 NaNO3 溶液空速。
根据本发明的方法的另外优点还在于基本上除去所存在的所有尿素的可能性 ： 在 阶段 b) 中， 实际上所述温度和压力条件使尿素几乎完全水解。 附图说明 通过附图进一步描述了根据本发明的方法， 所述附图示意性地表示离开尿素合成 工艺的造粒或制粒工段的气态吹扫物流的处理步骤， 其表示根据本发明的方法的优选实施 方案。
具体实施方式
在上述图中没有显示对于充分理解所述图式化方法并不重要的设备的功能性细 节例如泵、 阀和其它物品。 该方法即本发明的目的绝不应被认为限于附图中所描述， 所述附 图具有纯粹说明性目的。
此外， 为了简化本说明书， 关于由单独液相或者混合的液体 - 蒸气相组成的混合 物物流不加区别地使用术语 “液体” 。术语 “气态” 用于其中基本上不存在液相的物流或混 合物。
图中所示的方案描述了尿素装置造粒或制粒工段 P， 其产生含有氨和尿素杂质的 气态物流， 通过管线 1 连接到水洗工段 A。该工段 A 包括水入口管线 2、 出口管线 3 并且通 过管线 4 连接到酸洗涤器工段 S。该酸洗涤器工段 S 包括入口管线 5a 和空气 ( 或其它气 体 ) 出口管线 6 并且通过管线 7 连接到缓冲罐 SA。该缓冲罐 SA 通过管线 5 和 5a 连接到酸 洗涤器 S 并且通过管线 8 连接到依靠反渗透的第一浓缩工段 I01。该工段 I01 包括水出口 管线 9 并且通过管线 10 连接到汽提工段 ST。
汽提工段 ST 包括蒸汽入口管线 11， 强碱入口管线 15a， 以及含有氨、 水和可能的 CO2 的气态物流的出口管线 12， 并且通过管线 13 连接到依靠反渗透的第二浓缩工段 I02。 该工段 I02 通过管线 14 和 14a 连接到电化学再生工段 EDMB。该 EDMB 工段通过管线 15 和 15a 连接到汽提工段 ST， 通过管线 16、 16a 和 5a 连接到酸洗涤工段 S， 以及通过管线 18 连接 到依靠反渗透的第三浓缩工段 I03。该工段 I03 通过管线 19 和 14a 连接到 EDMB 工段并且 包括水出口管线 20。
参考所述图， 在下文描述了本发明方法的一些可能的实施方案， 即使该描述不限 制本发明本身的总体范围。
通过管线 1 来自造粒或制粒工段 P 的气态吹扫物流由被氨 ( 约 50-250mg/Nm3 空 气 )， 尿素 ( 在强制通风设备中为约 40-200mg/Nm3 空气， 在自然通风设备中为 20-100mg/Nm3 空气 ) 和痕量甲醛污染的空气组成。将该物流送至水洗工段 A。该工段 A 具有两种进料物 流， 即通过管线 2 给进的由水组成的物流和通过管线 1 来自工段 P 的气态吹扫物流。通过 管线 4 的在水洗工段 A 出口处的气态物流由空气、 氨、 尿素和痕量甲醛组成。因此初始气态 物流中存在的尿素的一部分通过水洗除去并且可在通过管线 3 的出口处的水溶液中找到。 优选将其送至尿素合成装置的真空浓缩工段 ( 图中未示出 )， 用于后者的回收。通过管线 4 将在水洗工段 A 出口处的气态物流送至酸洗涤器工段 S， 在该工段中用 pH 为约 5 的 HNO3 酸水溶液对其进行洗涤， 形成通过管线 6 释放到大气中的基本上包含纯空 气的气态物流， 和形成通过管线 7 给进到缓冲罐 SA 的含有硝酸铵的水溶液。
还可不存在水洗工段 A， 并且在该情形中将来自工段 P 的气态吹扫物流 1 直接送至 酸洗涤器工段 S。
缓冲罐 SA 在存在时充当待通过管线 5 和 5a 循环到酸洗涤器工段 S 的酸水溶液的 储存器。通过管线 5 离开缓冲罐 SA 的硝酸溶液， 用通过管线 16 和 16a 来自 EDMB 工段的硝 酸水溶液 ( 在必要时可能用通过管线 21 的水稀释后 ) 进行富集。将如此汇合的物流 5 和 16a 通过管线 5a 循环到酸洗涤器 S。
通过管线 8 将对应于洗涤的氨的质量平衡的来自接收器 SA 的硝酸铵水溶液的一 部分送至依靠反渗透的第一浓缩工段 I01。
该工段 I01 将硝酸铵溶液浓缩并然后将如此获得的浓缩溶液通过管线 10 送至汽 提工段 ST。
可不存在工段 I01， 并且在该情形中将通过管线 8 来自缓冲罐 SA 的硝酸铵溶液直 接送至汽提工段 ST。 将通过管线 15a 的 NaOH 物流、 可能的通过管线 11 的蒸汽物流和通过管线 10 的硝 酸铵溶液给进到汽提工段 ST。
在 50-250℃的温度和 1-40 绝压巴的压力下用 NaOH 对含有硝酸铵的水溶液进行处 理， 形成包含 NH3、 H2O 和 CO2 的气态物流， 该物流通过出口管线 12 除去并且可循环到氨合成 工艺中。
将氨汽提后形成的硝酸钠溶液通过管线 13 送至依靠反渗透的第二浓缩工段 I02。
该工段 I02 将硝酸钠浓缩并然后将如此获得的浓缩溶液通过管线 14 和 14a 送至 电化学再生工段 EDMB。
可不存在 I02， 并且在该情形中将通过管线 13 来自汽提工段 ST 的硝酸钠溶液直接 送至 EDMB 工段。
在 EDMB 电化学再生工段中， 槽使以下的再生产物且更具体地是 NaOH 水溶液、 硝酸 水溶液和硝酸钠的稀水溶液返回。
通过管线 15 和 15a 将浓度优选为 3-10 重量％的 NaOH 水溶液循环到汽提工段 ST。 如果必要， 可通过经由管线 22 加入必要量的水来稀释该溶液。
HNO3 水溶液具有优选为 3-18 重量％的浓度并且通过管线 16、 16a 和 5a 循环到酸 洗涤器 S。如果必要， 还可通过经由管线 21 加入必要量的水来稀释该溶液。
通过管线 18 将硝酸钠的稀水溶液送至依靠反渗透的第三浓缩工段 I03。
通过管线 19 和 14a 将离开浓缩工段 I03 的硝酸钠溶液循环到 EDMB 工段， 或者可 能地， 通过管线 19a 向上游送至工段 I02 用于进一步浓缩。
根据图中未示出的可供选择的实施方案， 将离开 EDMB 工段的硝酸钠溶液通过将 其直接给进到工段 I02 而与来自汽提工段 ST 的硝酸钠溶液一起浓缩。
实施例
按所述图中示意性地表示的装置进行根据本发明的方法， 所述装置连接到 600 吨 / 天的尿素生产装置。
将来自造粒工段 P 的含有 28Kg/h 氨和 55Kg/h 尿素的 300,000Nm3/h 空气物流通 过管线 4 在没有任何初步水洗的情况下直接送至酸洗涤器工段 S。在工段 S 中用通过管线 5a 给进的 532,568Kg/h 的 pH 为约 5 的酸水溶液洗涤该气体物流， 所述酸水溶液具有以下组 成：
水 365.862Kg/h
HNO3 95Kg/h
NH4NO3 119.436Kg/h
尿素 47.175Kg/h
并且由将 1,494Kg/h 补充水和 963Kg/h 的 9.76 重量％ (b.w) 硝酸水溶液 ( 通过 管线 16a) 加入到来自缓冲罐 SA 的管线 5 的循环溶液产生。
通过管线 6 将基本上纯的空气物流从洗涤器 S 释放到大气中， 其仅含有 9.4mg/Nm3 氨 (3Kg/h) 和 27mg/Nm3 尿素 (8Kg/h) 以及 2000Kg/h 水。
富含硝酸铵的水溶液通过管线 7 从洗涤器 S 出来并且给进到缓冲罐 SA， 大部分将 被循环。将由 363Kg/h 水、 119Kg/h NH4NO3、 47Kg/h 尿素和痕量硝酸组成的该硝酸铵溶液的 一部分在没有任何浓缩的情况下通过管线 8 和 10 送至汽提工段 ST， 其中向其加入通过管线 15 和 15a 来自 EDMB 工段的 60Kg/h NaOH 在 869Kg/h 水中的溶液， 以使其 pH 达到约 11， 然 后加热至约 160℃以使尿素水解和通过管线 12 释放氨气态物流， 该物流由以下组成 ： 蒸汽 185Kg/h
氨 51.6Kg/h
CO2 34.5Kg/h
将氨汽提后形成的含有 1048Kg/h 水和 127Kg/h NaNO3 的硝酸钠溶液物流通过管 线 13 送至依靠反渗透的浓缩工段 I02， 其中将其与通过管线 19 和 19a 来自反渗透浓缩单 元 I03 的含有 765Kg/h 水和 85Kg/h NaNO3 的预浓缩循环溶液混合。通过除去 453Kg/h 水 (25％浓度比 ) 将所得溶液浓缩。如此获得含有 212Kg/h NaNO3 的 1572Kg/h 浓缩物流， 然 后将其通过管线 14 和 14a 送至电化学再生工段 EDMB。
该 EDMB 电 化 学 再 生 工 段 由 数 套 顺 序 的 10 个 基 础 元 件 构 成， 包括阳离子膜
CM(H)、 阴离子膜 PC Acid 60(PCA GmbH 生产 ) 和 (OSMO 的 ) 双极性膜 BP-1， 足以 处理来自管线 14a 的物流。使 EDMB 工段进料有两种 791Kg/h 的纯水物流， 所述物流分别用 于酸溶液和碱溶液的再生， 并且产生以下再生物流 ：
-963Kg/h 含有 94Kg/h 硝酸的酸水溶液， 将其通过管线 16、 16a 和 5a 送至洗涤器 S；
-928Kg/h 含有 60Kg/h NaOH 的碱水溶液， 将其通过管线 15 和 15a 送至氨汽提单元 ST ；
-1261Kg/h 含有 85Kg/h NaNO3 的稀水溶液， 其在浓缩工段 I03 中通过反渗透进行 预浓缩以分离 412Kg/h 纯水 ( 管线 20)， 并通过管线 19 和 19a 送至工段 I02 用于进一步浓 缩。
在该过程中还使 27Kg/h 水解离， 产生放空的氢气和氧气。
相应于 24,700KJ/ 吨所生产的尿素， 计算出的 EDMB 工段的能量消耗为约 420KJ/ molNH3。