水溶液 全循环法 制尿素.doc

_课 程 设 计 设计题目： 10万吨/年水溶液全循环法制尿素 一、设计要求：1、根据设计题目，进行生产实际调研或查阅有关技术资料，选定合理的流程方案和设备类型，并进行简要论述。（字数不小于8000字）2、设计说明书内容：封面、目录、设计题目、概述与设计方案简介、工艺方案的选择与论证、工艺流程说明、专题论述、参考资料等。3、图纸要求：工艺流程图1张（图幅2号）；设备平面或立面布置图1张（图幅3号）。二、进度安排：教学内容学时地点备注查资料、说明书提纲、流程论证、工艺流程图第一周设计室设备布置图、说明书整理、答辩。第二周设计室三、指定参考文献与资料过程装备成套技术设计指南（兼用本课程设计指导书）、过程装备成套技术、 化工单元过程及设备课程设计摘 要水溶液全循环法：将尿素合成液中未反应物采用三段减压加热分解，过剩氨用冷却水间接冷却为液氨，二氧化碳用稀氨水通过三段吸收为氨基甲酸铵溶液，用高压泵输送回尿素合成系统。在本设计中主要进行了合成塔内的物料与能量的衡算；流程中的设备选型与论证，包括：合成塔的选型与论证、换热器的选型与论证和泵的选型与论证。同时对工艺流程图、典型的设备布置图进行了绘制。关键词：尿素；高压容器；水溶液全循环法；目 录设计任务书I摘要II前言1第1章 工艺流程论证21.1 合成尿素的化学反应过程21.2 尿素合成过程工艺条件的选择21.3 工艺流程及说明3第2章 物料与能量衡算82.1 物料衡算8 2.1.1 水溶液全循环法流程物料衡算计算条件的确定82.1.2 尿素合成塔物料衡算102.2 合成塔的热量衡算12第3章 典型设备选型与论证193.1 塔设备的选型与论证193.2 CO2压缩机选型与论证203.3 换热器的选型与论证213.4 泵的选型与论证22第4章 总结24参考文献25致谢2625 _前 言 尿素的化学名称为碳酰二胺，分子式为CO(NH2)2，分子量为60.06，含氮量为46.65%。纯尿素为无色、无味、无臭的针状或棱柱状结晶。 尿素属中性速效肥料，长久施用不会恶化土壤，物理性质稳定，不挥发吸湿性亦低，因而与一般的化学肥料相比，它具有营养分高、肥效快、对土壤和农作物适应性好、贮运及使用方便等优点，因而尿素是营养分极高的优良氮肥。尿素也极易制成多种复合肥料，为农作物提供多种营养元素，如尿素磷铵等品种。由于以尿素为基础肥料而制成的复合肥料容易得到高浓度有效成分，因此复合肥料已成为农民欢迎的紧俏肥料。尿素与醛类组合可制成缓释肥料。这种肥料在土壤中的释放速度缓慢。其释放速度主要决定于土壤中微生物作用下的水解速度，因此它是一种难溶性的缓释氮肥。加在尿素表而用物理方法包涂上其它物质(树脂、元素硫等)，也可成为缓释氮肥。总之，尿素在农业和工业上都有广泛的用途。尿素总产量中有90以上用作化学肥料，尿素己成为最重要的氯京化学肥料。尿素还可作为牛、羊等反刍动物的辅助饲料。尿素的主要工业用途是作为高聚物合成材料。尿素还作为多种用途的添加剂。尿素还用于医药和试剂生产中。近年尿素还用于脱除烟运气中的氯氧化物，机场跑道除冰等。1773年鲁爱尔（Rouelle）在蒸发人尿时第一次发现尿素。1828年魏勒（Wohler）在实验室用氰酸制得尿素。1866年，巴塞罗夫（Bassroff）首次试验成功以氨和二氧化碳生成的中间产物氨基甲酸铵，在高温条件下脱水生成尿素。 工业化的尿素生产方法只有氰氨化钙和氨与二氧化碳直接合成法两种。我国的大，中，小型尿素装置均采用氨和二氧化碳直接合成尿素的方法。采用水溶液全循环，二氧化碳汽提法，中压联尿法等尿素生产工艺。 使用水溶液全循环法：将尿素合成液中未反应物采用三段减压加热分解，过剩氨用冷却水间接冷却为液氨，二氧化碳用稀氨水通过三段吸收为氨基甲酸铵溶液，用高压泵输送回尿素合成系统。我国中，小型尿素装置大多采用此法。第一章 工艺流程论证 1.1合成尿素的化学反应过程 氨和二氧化碳合成尿素的反应分两步进行，首先NH3和CO2合成为中间产物氨基甲酸铵NH2COONH2，然后氨基甲酸铵脱水成为尿素NH2CONH2, 2NH3(g)+CO2(g)=NH2COONH2(l)+Q H=-100500J/mol(167oC,14MPa) NH2COONH2(l)=NH2CONH2(l)+H2O(l)-Q H=27600J/mol(180oC) 第一步是放热反应，反应速度很快；第二步是略微吸热的化学反应，反应速度较慢，且达到化学平衡时也不能使氨基甲酸铵全部脱水转化为尿素，它是合成尿素中的控制因素。氨基甲酸铵脱水反应必须在液相中进行，即尿素生成是液相反应，所以原料氨必须以液态供给，CO2则液或气态均可；操作温度必须高于氨基甲酸铵的熔点（在145155OC之间）使其呈熔融状态，并且还需要在较高压力下才能以稳定的液相状态存在。1.2尿素合成过程工艺条件的选择 (1)温度 仅从化学平衡的角度出发，尿素合成反应温度应选择获得最大CO2平衡转化率的温度，在氨碳比为4.1，水碳比为0.7的条件下，求得在给定的反应物组成条件下，CO2平衡转化率的最大值为71. 6%。所对应的最佳反应温度即为186.6。从化学动力学的角度出发，反应温度愈高，反应速度愈快，在反应时间一定的条件下，反应愈能趋近化学平衡。在最大平衡转化率温度附近的温度区域内，最大平衡转化率变化极为有限，而温度每升高10，反应速度却能增加约一倍。在尿素工业生产中，反应物料对设备材料的腐蚀相当严重，反应温度升高则腐蚀加剧：尿素合成反应温度选择。不仅仅要考虑最大平衡转化率与最大反应速度，还必须考虑到尿素合成塔衬里材料耐腐蚀性能的温度限制。目前尿素合成塔衬里材料通常采用AISI316L尿素绥不锈钢，这种材料要求工作温度不超过190，这个温度与最大平衡转化率温度相距不远.据此，考虑到反应温度的弹性范围，水溶液全循环法年产10万吨尿素装置的尿素合成反应温度为1882。 (2)氨碳比 氨碳比对尿素合成反应影响很大，采用过量氨除提高合成效率，减轻设备腐蚀，控制副反应外，还是实现尿素合成塔自热平衡，维持反应不超温的重要手段。因此，采用适当的过量氨，有利于尿素合成反应。 氨碳比过高时，使尿素反应物系平衡压力上升，增加了压缩原料CO2气体、液氨及一段甲铵液的动力消耗。对于一定容积的尿素合成塔，氨碳比过高，缩短了反应物系停留时间，还会破坏尿素合成塔的自热平衡，使反应温度下降，CO2转化率随之下降。同时，在过量氨回收的加热冷凝过程，既增加了蒸汽与冷却水的消耗，又使得回收设备庞大，基建费用增加。氨碳比高到一定程度后对增加CO2转化率的作用并不明显，因此，选择适宜的氨碳比，需由技术经济比较确定，这是一项十分复杂的工作。对于水溶液全循环法尿素生产工艺，氨碳比为4左右较为适宜。 (3)水碳比 进入尿素合成系统的水分除对CO2转化率产生不利影响外，还必须在尿碳比对尿素生产的合成及能量消耗等做比较。 对水溶液全循环法，CO2转化率取64%，一段吸收条件在P=1.765MPa（绝），t=90-95时，一段甲铵液中CO2与H2O的比例约为34：25，据此可求得尿素合成反应物水碳比为0.65。实际上水碳比正是控制在0.650.7的范围内。 (4)压力 由于以下原因，要求尿素合成塔操作压力高于其顶部的平衡压力2-3MPa： a尿素合成塔底部尿素与水量较少，塔底物料蒸汽压高于塔顶物料蒸汽压。 b.CO2原料气体含有一定惰气，操作压力应力反应物系平衡压力与惰气分压之和。 c由于受停留时间限制，反应达不到平衡，故物料的实际分压高于平衡压力。 对水溶液全循环法，当氨碳比为4.1，水碳比为0.65，操作温度为190时，求得反应物系平衡压力为l6.7MP3，故操作压力一般控制在19.6MPa左右。 (5)反应物料停留时间超过1小时，转化率几乎不再变化，对于反应温度为180190的尿素合成塔，反应经过4060分钟，实际转化率可达平衡。工业上一般选取尿素合成塔内反应物停留时间为0.51.0 h。1.3工艺流程及说明 水溶液全循环法尿素生产装置工艺流程图1一液氯过滤器；2一液氨缓冲槽；3一液氨泵；4一液氨预热器；5-CO2压缩机；6一尿素合成塔；7一预蒸馏塔；8一段分解加热器；9一二段分解塔；10一闪蒸槽；11一一段蒸发器；12一二段蒸发器；13一熔融尿素泵；14一造粒器；15一造粒塔；16一一段吸收冷却器；17一一段吸收塔；18一氨冷凝器(A)；19一氨冷凝器(B；20一氨冷凝器(c)；21一惰气洗涤器；22一一段甲铵泵；23一二循一冷凝器；24一二循二冷凝器；25一二段甲铵泵；26一氨水泵；27一解吸塔；28一解吸冷凝器；29一解吸换热器； 30一一段蒸曼冷凝器；31一一段蒸发喷射器；32一二段蒸发冷凝器；33一二段蒸发喷射器(A)；34一中间冷凝器；35一二段蒸发喷射器(B)；36一尾气吸收塔；37一尾气吸 收塔冷却器；38-碳铵液槽；39一尾气吸收泵；40一蒸发冷凝液泵；41-解吸泵 (1)二氧化碳压缩 来自脱碳工段的3540，0.10522MPa（绝），纯度为95. 7%（干基，体积%），含氧量为0.5%（干基，体积）的原料CO2气体，经液滴分离器分离出液滴后进入CO2压缩机5，经一、二段压缩到0.9811.128MPa（绝），冷却除油除水后送往CO2净化工序。经脱硫后，净化气体返回CO2压缩机，经三、四、五段压缩至20.69MPa（绝）、约125送往尿素合成塔6。 (2) CO2净化 来自CO2压缩机二段出口的CO2气体，进入两个串联的脱硫槽，气体中的硫化物与脱硫剂作用，从0.15g（标）被脱至0.015g（标）以下，出脱硫槽的净化气体去CO2压缩机三段入口。当脱硫剂含硫量趋予饱和，CO2气体含硫量超标时，启用备用的脱硫槽，并对原脱硫槽中的废脱硫剂进行更换，以资备用。 (3)氨的输送及尿素合成 来自液氨贮罐温度30，压力约2.06MPa（绝）的原料液氨经液氨过滤器1过滤，并经流量计记录流量后进入液氨缓冲槽2的原料室。来自氨冷凝器18、19、20的循环液氨进入液氨缓冲槽的回流室，其中的部分越过挡板，与原料氨混合后，经液氨泵3加压至约20.69MPa绝）送往液氨预热器4，被蒸汽冷凝液加热至约70 进入尿素合成塔6。液氨缓冲槽回流室的液氨作为回流氨去一段吸收塔17。 原料CO2气体、液氨、循环回收工序来的一段甲铵溶液同时送入尿素合成塔、底部，其组成为NH3/CO2=4.1（摩尔比），H2OCO2=0.7（摩尔此），在19.71MPa（绝），188的合成条评下，经过足够的停留时间，约有64%的CO2转化为尿素。反应熔融物自塔顶排出。尿素合成塔压力由出口压力调节阀控制。 (4)循环回收 尿素合成塔的反应熔融物经出口压力调节阀减压至1.765MPa（绝），进入预蒸馏塔7上部，在此分离出闪蒸气体后，溶液自流至中部蒸馏段，与一段分解加热器8来的热气体逆流接触，进行换热蒸馏，使液相中的部分甲铵与过剩氨分解、气化进入气相。同时，气相中的水蒸汽部分冷凝。预蒸馏后的尿素溶液自蒸馏段下部流往一段分解加热器，在蒸汽的加热作用下，约88%的甲铵在此分解。约155160 的气液混合物自一段分解加热器上升到预蒸馏塔底部分离为两相，液相自塔底排出，经减压送往二段分解塔9，气相自下而上地通过蒸馏段自塔顶排往一段蒸发器11的热能回收段。 一段分解系统所需的防腐空气由空压机提供，空气自一段分解加热器尿液入口管道上补入。 来自预蒸馏塔的一段分解气体与来自二段甲铵泵25的二段甲铵液在一段蒸发器热能回收段混合，发生部分冷凝，放出的热量用于加热尿素溶液。热能回收段排出的气液混合物进入一段吸收冷却器16底部，在循环冷却软水的冷却作用下，气体进一步发生冷凝。出一段吸收冷却器的气液混合物进入一段吸收塔17的底部，气相经鼓泡段鼓泡吸收后，未吸收的气体进入精洗段被来自惰气洗涤器21的浓氨水与来自液氨缓冲槽的回流氨进一步精洗吸收，塔顶排出的约50，含CO2l00ppm的气氨进入氨冷凝器18( A)，部分气氨在此被冷凝下来流往液氨缓冲槽。出氨冷凝器18( A)的气体经惰气洗涤器防爆空间后，依次进入氨冷凝器19(B)，氨冷凝器20( C)，在此冷凝的氨也流往液氨缓冲槽。未冷凝气体送至惰气洗涤器，被来自二循二冷凝器24的氨水吸收，尾气减压送至尾气吸收塔36 。惰气洗涤器排出的约45 的浓氨水送往一段吸收塔顶部，一段吸收塔底部得到的90- 95的一段甲铵液，经一段甲铵泵22加压送往尿素合成塔。 预蒸馏塔排出的尿素溶液减压至约0.250.392MPa（绝）后，送入二段分解塔上部的填料段，与来自二段分解塔加热段的气体逆流接触后进入加热段，被蒸汽加热到135140 。尿素溶液中残存的甲铵与过剩氨在此基本气化进入气相。出加热段的气液混合物经分离后，溶液减压送往闪蒸槽10，气体经填料段后自二段分解塔顶部排出，与来自解吸系统的解吸气混合后进入二循一冷凝器23，在此被蒸发冷凝液吸收，生成的二段甲铵由二段甲铵泵25送往一段蒸发器热能回收段。出二循一冷凝器的气体在二循二冷凝器内继续被蒸发冷凝液吸收，生成的氨水由氨水泵26送往惰气洗涤器，尾气去尾气吸收塔。 惰气洗涤器尾气与二循二冷凝器尾气混合后进入尾气吸收塔，被来自尾气吸收泵39的蒸发冷凝液吸收。生成的碳铵液送至碳铵液槽38贮存，尾气通过放空总管放空。 (5)尿素溶液加工 二段分解塔排出的尿素溶液：减压至约0.044MPa（绝）后进入闪蒸槽，在此分离为气液两相。约70%（重最）的尿液排往一段蒸发器，在约0.033MPa（绝）下，尿素溶液经热能回收段和蒸汽加热段被加热到130，浓度约96%（重量%）。在一段蒸发器分离段分离出的尿液去二段蒸发器12，在0.0033MPa（绝），140下浓缩得到含水0.5%（重量%）的熔融尿素，经分离段分离后，熔融尿素由熔融尿素泵13送往位于造粒塔15顶部的造粒器14进行造粒。造粒塔庶得到的成品颗粒尿素由胶带输送机送至包装楼称量包装。 当蒸发系统操作不正常时，从闪蒸槽出来的尿素溶液可暂时贮藏在尿液槽中，待蒸发造粒系统正常后，由尿素溶液泵送入一段蒸发器。 闪蒸气与一段蒸发气均送至一段蒸发冷凝器30冷凝，未凝气由一段蒸发喷射器31抽至放空总管放空。 二段蒸发气进入二段蒸发冷凝器32冷凝，其未凝气由二段蒸发喷射器33( A)抽至中间冷凝器34继续冷凝，其不凝气由二段蒸发喷射器35(B)抽至放空总管放空。 二段蒸发冷凝器以从冷冻工段来的液氨作为冷却介质，液氨吸热气化后，气氨返回冷冻工段。 (6)工艺冷凝液分配及解吸碳铵液槽分为一段蒸发冷凝液室、二段蒸发冷凝液室与碳铵液室。 二段蒸发冷凝液贮存于二段蒸发冷凝液室。由蒸发冷凝液泵40送往二循一冷凝器与二循二冷凝器，其不足部分通过贮存室隔板底部中小孔引入一段蒸发冷凝液。 一段蒸发冷凝液与中间冷凝液贮存于一段蒸发冷凝液室，除部分补入二段蒸发冷凝液室外，其余全部由尾气吸收泵送至尾气吸收塔顶作为吸收液。尾气吸收塔底部得到的碳铵液送至碳铵液室贮存。系统各处的排放液亦进入碳铵液室。 碳铵液由解吸泵41送至解吸换热器29，与来自解吸塔27底部的解吸废液进衙换热后进入解吸塔上部，经塔盘蒸馏后，塔顶得到的NH3-CO2-H2O混合气体进入解吸冷凝器28，在此部分冷凝，冷凝液返回解吸塔顶作为回流液，气相去二循一冷凝器。解吸塔底约143，含氨0.07%（重量%），尿素0.92%（重量%）的废液经解吸换热器回收热量后排往污水处理装置。 解吸冷凝器的操作是根据解吸负荷及工艺生产系统的水平衡情况，通过改变进入解吸冷凝器的软水流量来调节解吸气的温度，控制解吸气的冷凝程度，使得随解吸气返回生产系统水量得到适宜的控制。 (7)蒸汽及蒸汽冷凝液1.275MPa（绝）的饱和蒸汽来自锅炉房，经调节阀稳压并分离出水分后送入各加热设备l各蒸发喷射器。来自各加热设备的1.275MPa（绝）的蒸汽冷凝液，进入冷凝液膨胀槽，产生约0.39MPa（绝）的饱和蒸汽，作为中低压工艺系统的保温蒸汽。保温蒸汽的不足部分通过压力调节阀向冷凝液膨胀槽引入1.275MPa（绝）饱和蒸汽。冷凝液膨胀槽排出的蒸汽冷凝液送往氨预热器作为加热热源，然后排至蒸汽冷凝液槽。 尿素主厂房各楼层的保温蒸汽冷凝液也收集于蒸汽冷凝液槽。 蒸汽冷凝液槽的蒸汽冷凝液由蒸汽冷凝液泵加压，部分送至生产系统使用，其余经电导仪自动分析合格后送锅炉房。 （8）冷却水 来自尿素循环水装置的冷却水，温度=32，压力为0.588MPa（绝），经上水总管分配去各冷却设备，各冷却设备的回水排入下水总管。离开尿素界区的温升约6，压力约0.294MPa（绝）的冷却回水返回尿素循环水冷却塔。 第二章 物料与能量衡算2.1物料衡算2.1.1 水溶液全循环法流程物料衡算计算条件的确定物料衡算是根据输入物料总量等于输出物料和物料损失总量来进行的，在进行物料衡算前，必须确定系统输入、输出和损失等物料量及计算基准条件。尿素物料衡算有下列各项： 2.1.1.1计算基准 以一吨成品尿素为计算基准。 2.1.1.2成品规格 按国家标准规定。 粒状尿素成品规格： 含氮量 46%(折合成尿素98.5%）（重量）,（其中不包括缩二脲含氮量) 缩二脲 1.0% 水份 0.5%2.1.1.3原料消耗定额 年产10万吨尿素装置通常采用的吨尿素原料消耗定额为： NH3 600千克/吨成品尿素 CO2 785千克/吨成品尿素 2.1.1.4 每吨成品尿素氨损失及分配： 总损失量： 式中：60尿素的摩尔分子量； 17氨的摩尔质量； 103缩二脲分子量； 2每摩尔尿素中所消耗氨的摩尔数； 3每摩尔缩二脲中所消耗氨的摩尔数。其中： 解吸废液以尿素形式排出 2.036kg 一段甲铵泵以尿素形式泄漏 0.005kg 造粒粉尘以尿素形式排出 0.85kg熔融尿素生成缩二脲排出氨 0.165kg成品包装贮运以尿素尿素形式排出 0.567kg一段甲铵泵泄漏损失 1.0kg一段蒸发冷凝器尾气损失 0.911kg中间冷凝器尾气损失 0.114kg尾吸塔尾气损失 1.668kg解吸塔尾气损失 0.272kg液氨泵漏损（包括系统泄漏） 29.294kg计 36.882kg2.1.1.5 每吨成品中CO2的损失及其分配 总损失量： 式中：44CO2的摩尔质量； 2每摩尔缩二脲中所消耗的CO2摩尔数。其中：解吸废液以尿素形式排出 2.635kg 一段甲铵泵以尿素形式泄漏 0.006kg 造粒粉尘以尿素形式排出 1.1kg 成品包装贮运以尿素尿素形式排出 0.733kg 一段甲铵泵泄漏损失 0.829kg 一段蒸发冷凝器尾气损失 0.073kg 尾吸塔尾气损失 0.328kg 解吸废液损失 0.35kg CO2压缩机损失（包括系统泄漏） 48.069kg 计 54.123kg 2.1.1.6 每吨成品尿素的损失及分配 以造粒粉尘形式损失 1.5kg 一段甲铵泵泄漏 0.009kg 成品包装贮运损失 1.0kg 解吸废液损失 3.593kg 计 6.102kg2.1.1.7 水解消耗的尿素量及其分配 一段蒸发系统 4.5kg 二段蒸发系统 1.5kg 计 6.0kg2.1.1.8 循环尿素量 一段蒸发气体夹带尿素 4.779kg 二段蒸发气体夹带尿素 3.421kg 循环尿素量 4.779+3.421-3.593-0.009=4.598kg 2.1.1.9 缩二脲生成量及分配 二段分解系统生成 6.0kg 一段蒸发系统生成 1.0kg 二段蒸发系统生成 2.0kg熔融尿素输送生成 1.0kg计 10.0kg2.1.2 尿素合成塔物料衡算2.1.2.1条件（1）.尿素合成塔原始物料组成 NH3/CO2=4.1(摩尔比) H2O/CO2=0.7（摩尔比） （2）操作条件 压力 P=19.721MPa 温度 （3）CO2的转化率 根据以上条件查表得，CO2的转化率为64%（4） 原料液氨带入系统的水量忽略不计。（5） 由一段吸收系统返回合成塔的氨基甲酸铵溶液中NH3/CO2=3.121(摩尔比)，含循环尿素4.598kg。 2.1.2.2 计算（1）生成尿素的计算 每吨成品尿素含尿素 985kg 损失尿素 6.102kg 水解尿素 6.0kg 生成缩二脲消耗尿素式中 2生成1摩尔缩二脲消耗尿素的摩尔数。 尿素合成塔应生成尿素量： 尿素 985+6.102+6+11.65=1008.752kg或16.8125kmol消耗氨 消耗二氧化碳 生成水 （2）入塔原料CO2气体 由CO2压缩系统物料平衡可知： CO2 736.931kg或 16.7484kmol O2 2.8kg或0.0875kmol 18.621kg或0.665kmol 0.293kg或0.0163kmol（3） 入塔一段甲铵溶液 CO2 NH3 尿素： 4.598kg或0.0766kmol （4）入塔液氨 NH3 原料氨消耗定额 600kg 液氨泵泄漏氨 29.294kg 故入塔原料液氨 600-29.294=570.706kg或33.5709kmol 循环液氨 1325.826-570.706=755.12或44.4188kmol（5）出塔气液混合物 尿素 1008.752+4.598=1013.35kg或16.8892kmol CO2 736.931+418.931-739.752=416.11kg或9.457kmol NH3 1325.826+505.164-571.626=1259.364kg或74.0802kmol 302.626+0.293+330.704=633.623kg或35.2013kmol O2 2.8kg或0.0875kmol 18.621kg或0.665kmol说明：进出塔物料摩尔数的差值，即为尿素合成过程减少的摩尔数。2.2 合成塔的热量衡算2.2.1计算依据 原料CO2气体入塔压力20MPa(绝),125oC；一段甲铵溶液入塔压力20MPa，温度95oC；尿素合成塔排出反应物压力19.712MPa（绝），188oC；2.2.1.1 原料CO2气体CO2 736.931kg或16.7484kmol，95.61%（体积），19.122MPa（分压）O2 2.8kg或0.0875kmol，0.5%（体积）0.1MPa（分压） 18.621kg或0.665kmol，3.8%（体积） 0.76MPa（分压） 0.293kg或0.0163kmol，0.09%（体积） 0.018MPa（分压）计 758.645kg或17.5172kmol，100% 20MPa（总压）2.2.1.2 液氨NH3 1325.826kg 100%（重量）2.2.1.3 一段甲铵液尿素4.598kg 0.37%（重量）甲铵742.65kg 58.97%（重量）氨水512.149kg 40.67%（重量）其中：NH3 181.445kg 35.43%（重量） 330.704kg 64.57%（重量）计 1259.397kg 100%支出物料尿素合成塔排出气液混合物为：尿素 1013.35kgCO2 416.11kgNH3 1259.364kg 633.623kgO2 2.8kg 18.621kg在原始液相氨碳比为4.1，水碳比为0.7，尿素合成温度188OC的条件下，尿素合成平衡压力P为：P=（54.75*4.1-10.1*0.7*4.1-90.25*0.7-0.1502*4.1*188+2.059*10000*0.7/188-3.581*188+2.099/100*188*188+1）*0.09807=15.97MPa(绝)物系气相氨碳比G（摩尔比）为：G=6.829尿素合成尾气中惰气为：0.665+0.0875=0.7525kmol（其中水蒸汽忽略不计）。故尾气中氨与CO2数量为： 其中NH3 CO2 尿素合成塔排出气体量：NH3 47.622kg或2.8013kmol 70.67%（体积） 13.93MPa（分压）CO2 18.094kg或0.4102kmol 10.35%（体积） 2.04MPa（分压）O2 2.8kg或0.0875kmol 2.21%（体积） 0.436MPa（分压） 18.621kg或0.665kmol 16.77%（体积） 3.306MPa（分压）计 87.092kg或3.964kmol 100%（体积） 19.712MPa（分压）尿素合成塔排出液体量尿素 1013.35kg 31.12%（重量）甲铵 705.654kg 21.67%（重量）氨水 1537.772kg 47.22%（重量）其中 NH3 904.149kg 58.8%（重量） 633.623kg 41.2%（重量）计 3256.776kg 100%（重量）2.2.2计算2.2.2.1尿素合成塔排出气体吸热H1设气相氨全部来自入塔液氨氨的焓值（高压下氨的i-P图，前苏联理论化学杂志1943，17期）设入塔液氨温度为t，在20MPa下，其焓值为 KJ/kg13.93MPa，188OC，i=1853.5KJ/kg查得CO2的焓值：19.122MPa，125OC时，i=711.3KJ/kg 2.04MPa 188OC时，i=882.8KJ/kg由氧的i-S图查得氧的焓值 0.1MPa，125OC时，i=360KJ/kg 0.436MPa，188OC时，i=460KJ/kg由氮的i-S图查得氮的焓值 0.76MPa，125OC时，i=408KJ/kg 3.306MPa，188OC时，i=490KJ/kgH1=47.622（1853.5-）+18.049（882.8-711.3）+2.8（460-360）+18.621（490-408） =93170-47.622KJ2.2.2.2 进入液相的CO2气体降温降压吸热H2进入液相，生成甲铵的CO2量：736.931-18.049=718.882kg 25OC时，i=728KJ/kg H2 =718.882（728-711.3）=12005kJ2.2.2.3 当量氨降温降压气化吸热H3当量氨量：718.88234/44=555.5kg由氨的i-P图查得氨的焓值 0.101MPa，25OC时，i=1757.28KJ/kg H3 =555.5（1757.28-）=976169-555.5kJ2.2.2.4NH3、CO2生成甲铵放热H4在0.101MPa，25OC，气态氨与CO2生成固体甲氨的生成热为：-159359kJ/kmol =718.882176.264（152-25）/44=-2603497kJ2.2.2.5固体甲铵升温至熔点吸热 H5固体甲铵从25OC升至150OC间的积分平均摩尔比热容为 H5=718.882176.264（152-25）/44=365740kJ 2.2.2.6固体甲铵熔融吸热H6固体甲铵熔融热取20306kJ/kmol H6=718.88220306/44=331764kJ 2.2.2.7循环甲铵与尿素升温吸热H7查图 取甲铵平均摩尔比热容 CP=151.461kcalkmolOC 取尿素热容CP=1.992kcalkmolOC H7 =742.65151.461（152-95）/78+4.598*1.992（152-95）=82721kJ 2.2.2.8甲铵脱水生成尿素吸热H8 取甲铵脱水生成尿素的反应热为21850.9kJ/kmol H8 =（1013.35-4.598）21850.9/60=367369kJ 2.2.2.9循环氨水降温放热H9查表35.43% 氨水比热容CP=4.561kcalkmolOC H9=512.1494.561（25-95）=-163514kJ 2.2.2.10循环氨降温放热H10由氨的i-P图查得高压下氨的焓值 19.712MPa，25OC时，i=529.276KJ/kg存留于液相的循环氨量：1325.826-47.622-555.5=722.704kg H10 =722.704（529.276-）=382510-722.704kJ 2.2.2.11原料气体中水蒸汽液化放热H11由水蒸汽的i-s图查得 0.018MPa，t=125OC时，i=2524.64KJ/kg 19.718MPa，t=25OC时，i=104.6KJ/kg H11=0.293（104.6-2524.64）=-709kJ 2.2 2.12反应生成水降温放热H12 19.712MPa, 152时，i=640.57kJ/kg. 19.712MPa, 25时，i=104.6kJ/kg 反应生成水量：(1013.354.598)18/60= 302.626kg H12= 302.626 (10 4.6 - 640. 57)=- 162198kJ 2.2.2 .13液氨溶解于水的混合热H13 一段甲铵液中氨水含氨：181.445kg(浓度35.43%) 出塔氨水含氨904.149kg, 58.8% 35.43%浓度氨水积分溶解热为- 668.136kJ/kg 58.8%浓度氨水积分溶解热为一408.258kJkg H13= 904.149(- 408.258) - 181.445( - 668.136)=- 247896kJ 2.2.2 .14出塔氨水升温吸热H14 、 查得在平均温度下，Cp= 5.111kJ/(kmol) H14=1537.7725.111(188 - 25) =1281107kJ 2.2.2 .15出塔甲铵升温吸热H15 查图取甲铵平均摩尔比热容152.716kJ/(kmol) H15=705.654152.716 (188 - 152)/78=49738kJ 2.2.2 .16 出塔尿素升温吸热H16 H16 =1013.351.992 (188 - 152) =72669kJ 2.2.2.17尿素合成塔热损失H17 当空气速度w5m/s时，给热系数按下式计算 =22.19+15.072W, kJ/() (8-1-1)式中W风速，ms。 通用设计平均风速1.8m/s，尿素合成塔保温厚度110mm，此时塔保温层外壁温度与环境温度之差值为17.8 =22.19+15.0721.8=49kJ/() 尿素合成塔规格：1420,H=16410 散热面积： 故小时散热量为4988.77 17.8=77425kJ/h 尿素装置日产量500 t H17=7742524/500=3716.4kJ 2.2.2 .18尿素合成塔热平衡 故93170 - 47.622 +12005+976169 - 555.5- 2603497+365740+331764+ 82721+367369 - 16 3514+ 382510 - 722.704- 709 - 162198 - 247896+1281107+ 49738+ 72669+13273=0 1325.826= 840864kJ 解得 = 634.219kJ/kg查氨的i-P图：t=47OC即氨预热器出口液氨温度为47OC H1=62567kJ H3=624756kJ H10=-75943kJ(四)合成塔热量衡算表表2-1 合成塔热量表收入项目kJ%支出项目kJ%甲铵生成热过量氨混合热原料气中水蒸汽液化放热总计2603497649450709325365679.8920.090.02100出塔气体升温CO2气降温降压当量氨降温降压固体甲铵升温固体甲铵熔融循环甲铵与尿素升温甲铵转化尿素吸热出塔溶液升温吸热热损失总计629675120056247563657403317648272136736914035141327332588661.920.3719.0211.2210.182.5411.2743.070.41100第三章 典型设备机器的选型与论证3.1 塔设备的选型与论证 目前大、中、小型尿素合成塔都采用立式衬里式合成塔。衬里式合成塔具有容积利用率高，不锈钢耐腐蚀材料用量少，操作方便，使用可靠，维修容易等优点。 高压简体由低合金高强度钢制造。有厚壁单层热卷，多层热套，层板多层包扎等。目前，国内的大、中、小型尿素合成塔的高压筒体均采用层板多层包扎式结构，这是根据我国设备制造厂的具体条件而确定的。 半球形封头采用厚板热冲压，内部大多数用高锰CrNlM025-22-2带极堆焊作为耐腐蚀层。 水溶液全循环尿素合成塔（10万吨年）为一个立式高压容器，内径1200mm，塔高度（直筒）14400mm，塔内设有六块塔板。其中左旋板二块，右旋板一块，多孔塔板三块。塔板厚度均为6mm。 设置六块塔板的目的是为了将塔分成七个小室，这是为了防止产生返混现象，即塔内物料由于温度、密度不同而产生上部尿素含量较多的物料与底部尿素含量较少的物料混合，这不仅降低了出口物料中尿素的浓度，而且由于顶部生成物（尿素和水）返回底部，使反应速度降低。在直径较大，高径比较小的尿素合成塔中，必须考虑防止返混现象。 尿素合成塔的直筒部分内壁有8mm厚316 L尿素级不锈钢板衬里。 尿素合成塔（尿塔）是生产尿素的关键设备。由于尿素生产系统中大都是尿液或NH3CO2H2O三元溶液，它们的熔点都比较高，如使用板式塔极易反应结晶堵塞，会使生产无法正常进行。因此，为了稳妥起见，在尿素生产中的塔设备常采用填料塔。二氧化碳、预热了的液氨（含有钝化作用空气）和 合成塔其结构示意图返回的甲铵液一起自塔顶进入设于塔内的盘管中，进行合成甲铵反应，并放出热量传到盘管以外。盘管的下端形成开口的罩式分布器，反应自此流出，又与一部分液氨混合，再从下而上流动，此时进行甲铵脱水的吸热反应。这样，盘管内外热量匹配，最后达到塔顶。 3.2 CO2压缩机选型与论证尿素的合成是高温、高压下进行的；未反应物的回收是在中、低压下进行的。由此决定了在尿素工业中需要用压缩机和泵对原料CO2气体、原料液氨、循环液氨、回收的甲铵溶液进行升压并输送到合成高压圈。因为尿素的合成压力在13MPa以上，所以二氧化碳压缩机的类型为多段型往复式压缩机或多级型离心式压缩机。自70年代起，尿素单系列生产规模大型化后，普遍才离心式压缩机。由于机械制造的原因，目前当尿素生产规模大与750t/d，压力小于20MPa时，采用离心式压缩机；压力大于20MPa，可采用离心压缩机串联往复式压缩机；生产规模大于750t/d，则选用往复式压缩机。在该流程工艺下选用往复式压缩机。离心式压缩机的主要优缺点如下。优点：输气量大，气体连续流动，无脉冲，运转平稳,振动很小;机组外形尺寸小，占地面积少；机组重量轻，土建基础小；机组易损零件少，使用期限长，维修工作量少； 机体内部不需要润滑，CO2气体不被污染，有利于工艺传热过程； 机组控制自动化程度高，易于操作；由于转速高，可用蒸汽轮机直接带动，因而可以使全厂蒸汽合理利用，并可充分利用工艺装置的副产的低压蒸汽,节约了能耗;机组连续运转周期长，单台机组年工作日可到330一345天国外曾出现过连续运行450天的记录。 缺点气体的流动损失，漏气损失和轮阻损失比较大，故效率较低，一般比往复式压缩机低5一10；对压力的适用范围较窄，一般适用于中、低压和大流量