毕业设计10万吨合成尿素.doc

1 第一章第一章 合成尿素的工程设计背景与发展状况合成尿素的工程设计背景与发展状况 3 3 1 1 课题的背景 3 1 2 我国合成尿素产业概况 3 第二章第二章 工程设计条件与总平面布置工程设计条件与总平面布置 5 5 2 1 工程设计条件 5 2 1 1 原材料及辅助物料的资源条件 5 2 1 2 公用工程概述 5 2 1 3 劳动力资源条件 5 2 2 总平面布置 5 2 2 1 总平面布置的基本原则 5 2 2 2 总平面布置概述 7 第三章第三章 化工工艺设计化工工艺设计 9 9 3 1 车间组成概述 9 3 2 车间生产综合叙述 9 3 2 1 车间概况及特点 9 3 2 2 车间工作制度 9 3 2 3 成品或半成品主要技术规格及标准 国家标准 行业标准 10 3 2 4 车间生产工艺流程叙述 11 3 3 工艺计算及工艺平衡表 14 3 3 1 物料衡算 14 2 3 3 2 热量衡算 34 3 4 主要设备选型以及设备一览表 55 3 4 1 尿素合成塔 55 3 4 2 二段蒸发器 57 3 4 3 一段分解加热器 60 3 4 4 中压吸收塔 60 3 5 车间布置设计 67 3 5 1 车间布置设计的意义 67 3 5 2 车间布置的原则 67 3 5 3 车间布置设计与评述 67 第四章第四章 安全生产及环境保护安全生产及环境保护 7070 4 1 安全生产原则 70 4 2 生产物料的安全特性 74 4 3 必要的安全保护装置 75 4 4 三废排放及处理 77 致致 谢谢 7979 3 第一章 合成尿素的工程设计背景与发展状况 1 1 课题的背景 尿素是固体氮肥中含氮量最高的肥料 理化性质较稳定 施后 对土壤性质没有影响 可施用于任何土壤和作物 可做根外施肥使 用 同时尿素也是树脂 塑料 炸药 医药 食品等工业的重要原 料 随着工农业的发展 尿素的需求量越来越大 尿素工业飞速发展 的同时面临着巨大的挑战 我国尿素主要以煤和天然气为原料 目 前我国煤炭价格已取消双轨制完全市场化 煤炭成本每吨至少增加 70 元到 80 元 2007 年煤炭价格有进一步上涨的可能性 天然气方 面 由于目前我国的天然气价格偏低 而化肥用天然气又是最便宜 的 上涨的可能性更大 因此 需要建立新的尿素生产工艺 提高 原料和能量利用率 提高设备利用率及单位产品投资利用率 使尿 素产品的成本进一步降低 以适应全球经济一体化的要求 从而使 尿素技术进入了合成改造时代 1 2 我国合成尿素产业概况 我国是尿素生产和使用大国 2005 年产尿素在 4400 万吨左右 国内尿素生产方式主要有两类 汽提工艺和水溶液全循环法生产工 艺 大型厂以氨和二氧化碳汽提工艺为主 中小型厂则以水溶液全 4 循环生产工艺为主 目前水溶液全循环工艺生产的尿素约占全国产 量的一半以上 与汽提工艺相比存在能耗高的缺点 但水溶液全循 环生产工艺在我国有长期生产经验 建厂投资少 设备制造维护简 单 并积累了丰富的操作经验 1 3 需求预测与设计规模 由于这几年尿素市场行情比较好 新上市的尿素项目比较多 预计 2007 年全国要增加新的尿素产能在 300 万吨左右 加上中石化 多套大型尿素装置的煤代油改造相继完工 2007 年新增的尿素产能 至少在 400 万吨以上 2007 年全国的尿素总产量预计将突破 5000 万吨大关 年增长率预计将超过 5 根据我国加入 WTO 的承诺 自 2006 年 12 月 11 日起 我国将向 外商全面开放化肥的批发和零售业务 国内化肥分销渠道的垄断局 面从此被打破 2007 年我国将继续对尿素出口采取严厉的限制措施 出口政策同 2006 年一样没有变化 预计 2007 年尿素出口量变化不 大 全年的尿素出口总量估计在 100 万 200 万吨的水平 进口方 面 2007 年尿素进口配额是 330 万吨 同时我国又将配额内进口关 税税率由 4 下降到 1 因此进口预计会有一定程度的增加 但由于 国内价格与国外尿素价格相比具有较大的优势 国外尿素很难大规 模进入我国 进口尿素对国内尿素市场的影响很小 综合以上因素 建立一个年产 10 万吨的尿素生产工厂是合适的 5 第二章 工程设计条件与总平面布置 2 1 工程设计条件 2 1 1 原材料及辅助物料的资源条件 本设计中主要原料是氨气和二氧化碳 而厂址将选天津市附近 邻近大港油田 因此原料的来源极为方便 2 1 2 公用工程概述 厂址选在天津市的郊区 有可靠的供电网 输 供电系统 附 近有铁路 国道 交通便利 水力设施齐全 2 1 3 劳动力资源条件 厂区地处天津市郊区 并且与首都北京靠近 因此人力资源极其丰 富 2 2 总平面布置 2 2 1 总平面布置的基本原则 1 总平面布置首先必须满足生产要求 以最大限度的保证生 产作业线的连接 短捷 方便 从原料进厂到成品出厂 整个流程 6 必须符合生产工艺要求 力求做到流程线路畅通 连续 短捷 避 免交叉进行 是各种物料的输送距离为最小 同时 应将水电汽等 公用工程耗量大的车间 尽量集中布置 已形成负荷中心与供应来 源靠近 是各种公用系统介质的工程管线减少和输送距离最短 达 到节约能源 2 要能够充分结合场地优势 地位 地貌等有利条件 因地 制宜 紧凑布置 节约土地 少占良田 少拆房屋 提高土地利用 率 3 大多数厂房 特别是主要生产车间的布置 应考虑到日照 方位和主导风向 保证自然通风 厂前区和防污染的车间放在上风 向 产生粉尘 烟 热等的车间及易燃库布置在下风向 4 各车间之间注意满足防火 卫生等国家安全规定 各种厂 房按性质分区集中 对易燃易爆的各类储罐和由危险性的库房 油 库 危险品库 应力求远离火源和人员往来集中地 一般应布置在 厂区边缘 主导风向的下风向以及地势较低的地段 5 人流 物流各行其道 路线短捷 避免交叉 6 综合管线统筹安排 防止干扰 力求管线短 拐弯少 7 近期建设和远期发展相结合 主要生产车间留有适当的发 展余地 但必须注意与城市建设和地域总体规划相适应 轻化工工 厂变化较快 综合利用较广 加工深度较深 大多数工艺流程更新 快 这要求在设计实现留有较大的预留地 以满足工厂发展变化的 需要 7 8 为示踪平面图具有建筑艺术性 厂房形状要规则简单 是 道路径直 厂房中心线保持垂直或平行 9 采取各种措施 提高建筑系数和场地利用稀疏 建筑系数 一般为 25 40 场地利用系数一般为 50 60 这是总平面设计 的主要技术经济指标 2 2 2 总平面布置概述 1 各车间布置 以控制室为核心 便于操作 2 生产区布置 该尿素生产车间采用露天式生产模式 各工 段按流程的顺序建设 本设计中呈 U 型 3 辅助车间布置 以生产车间为中心 根据总平面布置原则 综合各种因素对各个辅助车间布置如下 a 维修车间 远离厂区前 降低噪音污染 在主力生产车间附 近 便于设备维修 b 锅炉房 布置在用蒸汽较多的地方 且是主导风向的下风向 c 变配电站 靠近电力负荷中心 缩短了电线路线 减少了投 资 且在水处理车间的上风向 煤堆场的平行风向 d 水处理车间 靠近负荷中心 处理每日生产车间所需的工业 用水 并提供部分生活用水 3 运输设备布置 车库油库均布置在主干道边缘 道路设计 为主力干道 宽 10 米 行道每边各 1 米 车间引道 6 米 这样有利 于消防和道路的改造 8 4 堆场和仓库 布置在主导风向的下风向 置于厂区边缘 靠近主生产车间 且位于主力干道边缘 这样有利于原料或产品的 进厂和出厂 且有利于火灾发生时 消防车的顺利到达出事地点 5 行政管理机构和福利区 办公楼位于厂前区且位于主导风 向的上风向 6 绿化和美化区 本厂的绿化包括生产区 福利区的绿化带 既有专门的绿化区 也有环绕厂房及其他建筑物的绿化带 绿化带 以草坪为主 路旁加种树木 这样 可使场区空气得以净化 噪音 减小 美化和改善了环境的卫生条件 使本厂的小环境 小气候得 以明显改善 注 为了不妨碍管道的布置及消防的要求 各生产工 段的周围不设绿化带 综上所述 平面布置有以下几个特点 1 厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应 原料 半成品和成 品形成整个顺序 尽量保证流水作业 避免逆行和交叉 2 锅炉房 水泵房 配电站等辅助车间尽量靠近其主要部门 以 缩短期间距离 节省投资 3 由前区到生产区主要干道 应避免与主要运输道路交叉 4 尽量使大多数厂房向阳 背风 避免瓦斯等 尽可能使各厂区 有条件采用自然采光和自然通风等 5 按防火规范的要求 保证建筑物之间的距离 符合规定 6 根据卫生规范的要求 保证厂区内卫生符合规定 7 根据环境发展的要求 生产区设在有废渣处理系统 废水处理 9 系统 废气处理系统等设施 8 考虑工厂今后的发展 在控制室附近留有建筑余地 便于增设 车间 9 尽量做到以生产区为轴线 再考虑辅助车间 行政楼和道路的 安排 另外 总平面布置图右上方会有风向玫瑰图 下方会有明细 本图采用 1 500 的比例 第三章 化工工艺设计 3 1 车间组成概述 车间设有压缩机房 原料预处理车间 尿素生产车间 以及产品包 装车间 其中尿素生产车间采用露天式 3 2 车间生产综合叙述 3 2 1 车间概况及特点 其中尿素生产车间采用露天式 其虚拟车间规模为 12 30 主要 塔设备放置在虚拟车间外 从该车间出来的为尿素浓缩液 直接进入 造粒塔进行造粒 合成尿素采用的是水溶液全循环法 水溶液全循 环法是利用水吸收未生成尿素的氮和二氧化碳 以碳酸铵或氨基甲酸 铵溶液的形式进行循环 具有动力消耗低 生产流程简单 投资较低等 优点 10 3 2 2 车间工作制度 本厂采取连续工作制 法定节假日 五一 十一 春节放假约 15 天 由于尿素成品为固体 生产工序需高温处理 造粒及其它较低 温工段会出现固结 堵塞现象 因此需停机维修频率较高 本厂采 取季度维修制 即 3 个月维修一次 维修时间约为 旺季 7 天 冬 春两季 淡季 12 天 夏 秋两季 工作日 365 节假日 维修日 365 15 50 本厂采取三班制 分早 7 30 午 4 00 午 3 30 晚 12 00 晚 11 30 早 8 00 因生产需要采取连续工作 周末不 休息 但本厂提倡员工采取倒班互助 打造良好和谐工作气氛 3 2 3 成品或半成品主要技术规格及标准 国家标准 行业标准 质量标准 国家标准 GB 2440 2001 工 业 用农 业 用 指 标 名 称 优等一等合格优等一等合格 颜色白 色白色或浅色 总氮 N 含量 以 干基计 46 346 346 346 346 346 3 缩二脲含量 0 50 91 00 91 01 5 水分 H2O 含量 0 30 50 70 50 51 0 铁含量 以 Fe 计 0 00050 00050 0010 碱度 以 NH3 计 0 01 0 020 03 11 硫酸盐含量 以 SO 4 2计 0 0050 0100 020 水不溶物含量 0 0050 0100 040 粒度 0 85 2 80mm 909090909090 3 2 4 车间生产工艺流程叙述 水溶液全循环法生产工艺流程详见图 流程说明如下 1 二氧化碳的压缩与净化 原料二氧化碳经一二段压缩到 0 981 1 128MPa 绝 冷却除油除水后 送往二氧化碳净化工序 经 脱硫后 净化气体经三 四 五段压缩至 20 69 绝 约 125 送往尿 素合成预反应器 2 氨的输送及尿素的合成 原料液氨经液氨过滤器后 与循环液 氨共同进入液氨缓冲器 经液氨泵加压至 20 69 绝 送往液氨预热 器 被蒸汽冷凝液加热至约 70 送往预反应器 原料二氧化碳气体 液氨和循环回来的一段甲铵液在预反应器 中混合后 送往尿素合成塔的底部 其组成为 4 1 摩尔比 32 NHCO 0 65 摩尔比 在 19 712MPa 绝 188 的合成条件下 22 H O CO 经过足够的停留时间 约有 64 的的转化为尿素 反应熔融物自塔 2 CO 12 顶排出 尿素合成塔的压力由出口压力调节阀控制 3 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 进入一段分解塔的顶部 在此分理出闪蒸气体后 溶液自流至中部蒸馏段 与一段分解加热器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 时气相中的部分水蒸气冷凝尿素溶液自蒸馏段下部进入一段分解加 热器 在此约有 88 的甲铵分解 约 155 160 的气液混合物上升分 解塔底部分离为两相 液相自塔底排出 经减压送往二段分解塔 气相 自下而上的通过蒸馏段自塔顶排出 送往一段蒸发段进行热能回收 一段分解系统的防腐气体自一段分解加热器的尿液入口管道上 补入 一段分解气与二段甲铵液在一段蒸发器的热能回收段混合后 部 分冷凝 气液混合物进入一段吸收冷凝器 进一步冷凝后 进入一段吸 收塔进行吸收 塔底排出的一段甲铵液 经一段甲铵泵加压后送至尿 素合成预反应器 塔顶排出的气体进入氨冷凝器 在此冷凝的氨送往 液氨缓冲槽 未冷凝的气体进入惰气洗涤器 被来自二循二冷凝器的 氨水吸收 尾气减压送至尾气吸收塔 浓氨水送至吸收塔的顶部 一段分解塔排出的尿素溶液 减压至 0 25 0 392MPa 绝 送 至二段分解塔的顶部 与二段分解加热器来的热气体逆流接触 被蒸 汽加热到 135 140 尿素溶液中残存的甲铵与过剩氨在此基本气 化进入气相 气液混合物分离后 溶液减压送至闪蒸槽 气体自顶部排 出 与来自解吸系统的解吸气混合后进入二循一冷凝器 在此 被蒸发 13 冷凝液吸收 生成的二段甲铵送往一段蒸发的热能回收段 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 蒸发冷凝液吸收 溶液送至碳氨储槽 尾气放空 4 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 在此气液分离 约 74 的尿液送往一段 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 溶液进入二段蒸发器 在约 0 033MPa 绝 140 下浓缩得到含水 0 5 的熔融尿素 由熔融尿素 泵送往造粒塔 闪蒸气与一段蒸发气均送往一段蒸发冷凝器 未凝气放空 二段蒸发气与进入二段蒸发冷凝器 未凝气进入中间冷凝器 继 续冷凝 未凝气放空 5 工艺冷凝液分配与解吸 碳氨液槽分为一段蒸发冷凝液室 二段蒸发冷凝液室和碳氨液室 二段蒸发冷凝液贮存于二段蒸发冷凝液室 由蒸发冷凝液泵送往 二循一冷凝器和二循二冷凝器 不足部分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 由尾 气吸收泵送入尾气吸收塔顶作为吸收液 尾气吸收塔底部得到的碳氨 液送至碳氨液室 系统各处的排放液也进入碳氨液室 碳氨液由解吸泵送至解吸换热器 与来自解吸塔底部的解吸废液 14 进行换热后进入解吸塔上部 经蒸馏后 塔顶得到的气体 进入解吸冷 凝器 部分冷凝 冷凝液返回解吸塔顶部作为回流液 气相进入二循一 冷凝器 解吸废液经换热器回收热量后 排往污水处理装置 3 3 工艺计算及工艺平衡表 3 3 1 物料衡算 计算基准 以一吨尿素为基准 成品规格 含氮量 46 折合尿素 98 5 其中未含缩二脲含氮量 缩二脲 1 0 水 0 5 尿素消耗定额 3 2 2 22 NH 600 785 1 kg COkg CO COCO 2 2 每吨成品尿素氨损失 600 985 2 17 60 10 3 17 103 36 882kg 每吨成品尿素二氧化碳损失 785 985 44 60 10 2 44 103 54 123kg 压缩系统 的组成 95 7 N 3 8 O 0 5 2 2 O CO CO 2 H P 0 0056M Pa 气体的五段入口压力 7 944M Pa 温度 40C 气体的五段出口压力 20 595M Pa 温度 125C 15 222 2 2 2 2 2 785 17 8409 17 84090 5 95 70 0932 2 982 17 84093 8 95 70 7084 19 836 7852 98219 836 COON CO COkgkmol Okmolkg Nkmolkg COmmm 计算 1 进入二氧化碳压缩系统的干气体量 干 807 818kg 18 6425km ol 2 2 CO 气体带入水量 2 18 6425 0 0056 0 10130 0056 COOO mp 22 干HH PP 2 2 2 2 2 48 069 0 182 1 215 18 555 CO COkg Okg Nkg H Okg 3 损失量 22 22 22 22 2 2 2 2 78548 069736 93 17 7484 2 9820 1822 8 0 0875 19 836 1 21518 621 0 665 18 848 18 5550 293 0 0163 COCO OO NN HH CO COmmkg Ommkg Nmmkg mmkg 总损失 总损失 总损失 O 总O 损失 压缩后气体量 km ol km ol km ol 含水量 km ol 压缩机 2 CO入口质量 kg压缩机出口 2 CO质量 kg 2 CO 785 2 CO 736 931 2 O 2 982 2 O 2 8 2 N 19 836 2 N 18 621 2 H O 18 848 2 H O 0 293 16 2 尿素合成塔 3222 2 32 NH 4 1 NH 3 121 COO CO CO COkg H 0 65 压力 P 19 712 温度 t 188 C 转化率 64 循环回来的一段甲铵液 含尿素 4 598 985kgkg 1 每吨成品尿素含尿素 含缩二脲 10 260 10311 65 12 1 kg kg 生成缩二脲消耗尿素 10 水解及损失尿素 尿素合成塔出口尿素 98511 6512 11008 75 kg 2 循环回来的甲铵液 2 222 44 0 64736 921 COmmm COCOCO kg 总原料 nU r 1008 75 44 60 0 64 418 928 32 222 3NH 2 NH 3 121 17 3 121 17 44 18 0 65 0 640 293 4 598 CO H OHH mn kg O mmm kg kg O 总O 原料 U r 418 928 5058 161 H n 1008 75 18 0 65 60 0 64 0 293 307 061 尿素 3 入塔液氨 33 NHNH 1008 75 4 1 17 60 0 64505 161 1325 825 mm kg 总一段 17 600 29 294 60029 294570 706 kg kg kg 原料氨消耗定额 损失氨 入塔原料液氨 mm 入塔液氨入塔原料液氨 循环液氨 1325 825 570 706 755 119kg 出塔气液混合物 mm mmm 222 出口尿素一段尿素 2一段C O原料C O消耗C O 尿素 1008 75 4 598 1013 348kg C O 736 961 418 928 739 75 416 109kg mmm mmm 333 222 3一段N H原料N H消耗N H 2一段H O原料中H O生成H O 22 N H 1325 825 505 161 571 625 1259 361kg HO 0 293 307 061 302 625 609 979kg O 2 8kg N 18 621kg 3 N Hkg 2 C Okg 2 HOkg 2 Okg 2 Nkg尿素 kg 入塔原 料 1325 825 736 9310 2932 818 621 一段甲 铵 505 161418 928307 061 4 598 出塔物 料 1259 361 416 109609 9792 818 6211013 348 18 3 一段分解系统 条件 P 1 765MPa t 160 加入防腐空气 0 595 1 98 2 Okg 2 Nkg 甲铵分解率 2 a8 81 0 115625t0 000346t0 8324 总蒸出率 3 N H 3 0 616 NH 0 03837t0 8744 一段分解气含水量 2 84 123 H O G 0 539 10 t6 59 2 3 2 2 2 CO 346 169kg NH 1101 185kg O 3 395kg N 20 601kg H O kg 一段分解气 103 635 UrUrUr 2 mmmm H O 5kg mm729kg 入口水解消耗夹带生成缩二脲 入口缩二脲生成缩二脲 出口尿液 尿素 995 893 1 5 3 728 2 33 988 335kg 缩二脲 33 22 2 3NHNH 2H OH O CO 0 022kg NH mm H O mmm 二段未凝气体未凝气体 二段未凝气体喷射蒸汽未凝气体 排出气体 0 139 0 114 1 041kg 0 265 22 234 0 258 22 241kg 一段分解气 kg出口尿液 kg 19 3 NH 1101 185158 176 2 CO 346 36969 74 2 H O 103 635506 344 2 N 20 601 2 O 3 395 Ur 1013 348 4 二段分解系统 条件 P 0 294MPa t 140 排出物料 2 3 CO 0 46 NH 0 7 气相中含水 26 生成缩二脲 6kg 消耗尿素 60 11 65 6 99kg 3 6 17 NH 0 99 103 放出kg 2 H Ozkg 23 设二段分解排出气体 C Oxkg N Hykg 69 74x 17 4768xyz 158 1760 99y 0 007 2 17 4768xyz z26 3 xy 74 18 4417 0 0046 1 由 1 2 3 可得 x 62 972 y 148 867 z 64 432 20 排出尿液 22 333 Ur 2COCO 3NHNHNH OO mm1013 3486 991006 358kg CO mm69 7462 9726 768kg NH mmm O mm441 912kg 6kg 96 O4 22 入口消耗 入口气体 入口气体生成 2入口HH气体 2 尿素 158 176 148 867 0 99 10 299kg H 缩二脲 尿素 H 二段分解气 kg出口尿液 kg 3 NH 148 86710 299 2 CO 62 9726 768 2 H O 64 432441 912 Ur 1006 358 缩二脲 6 000 5 闪蒸槽 条件 P 0 044MPa t 100 甲铵分解率 99 1 过量的蒸出率 99 85 3 NH 闪蒸槽出口溶液组成 尿素 水 74 26 21 34 1259 361 416 109937 822kg 44 总过剩氨 闪蒸槽排出尿液 2 23 2CO 3CONH Ur 1006 358kg CO m 1 0 991 416 109 1 0 991 3 745kg 34 NH m 1 0 9985 m 44 34 937 822 1 0 9985 3 745 44 4 308kg 2626 O m1006 358353 585kg 7474 6kg 剩余 过剩 2 尿素 H 缩二脲 排出气体 22 33 2COCO 3NHNH OO CO mm6 7683 7453 023kg NH mm10 2994 3085 991kg O mm441 912353 58588 327kg 22 入口溶液 入口溶液 2入口HH气体 H 排出气体 kg出口尿液 kg 3 NH 5 9914 308 2 CO 3 0233 745 2 H O 88 327353 585 Ur 1006 358 缩二脲 6 000 6 一段蒸发器 条件 P 0 033MPa t 130 22 出口尿液组成 kg 96 O4 2 尿素 H 水解尿素 4 5 kg 夹带尿素 4 8 kg 生成缩二脲 1 0kg 消耗尿素 1 165 kg 消耗水 1 35kg 生成 3 3 kg 生成2 55kg 2 CO 3 NH 出口尿液 UrUrUrUr mmmm 入口水解夹带生成缩二脲 尿素 1006 358 4 5 4 8 1 165 995 893kg 2Ur 44 H O m995 91441 496kg 9696 mm6 17kg 出口 入口缩二脲生成缩二脲 缩二脲 2 22 33 2H O 2COCO 3NHNH 4 8kg H O mmm353 585 1 3541 496995 893kg CO mm3 7453 337 045kg NH mm4 3082 550 1657 023kg 入口水解消耗液态 入口生成 入口生成 排出气体 尿素 排出气体 kg出口尿液 kg 3 NH 7 023 2 CO 7 045 2 H O 310 73941 496 Ur4 8995 893 缩二脲 7 000 23 7 二段蒸发器 条件 P 3 33MPa t 140 夹带尿素 3 728kg 水解尿素 1 5 kg 消耗 0 45 kg 2 H O 生成 1 1 kg 生成0 85 2 CO 3 NH kg 生成缩二脲 2 kg 消耗尿素 2 33 kg 生成0 33 kg 3 NH 出口熔融尿素 UrUrUrUr mmmm 入口水解夹带生成缩二脲 尿素 995 893 1 5 3 728 2 33 988 335kg 2 H O 5kg mm729kg 入口缩二脲生成缩二脲 缩二脲 3 40kg 排出气体 尿素 2 2 3 2H O 2CO 3NH H O mmm41 4960 45536 046kg CO m1 1kg NH m0 850 331 18kg 入口水解消耗液态 生成 生成 排出气体 kg出口尿液 kg 3 NH 1 180 2 CO 1 100 2 H O 36 0465 000 Ur3 400988 335 24 缩二脲 9 000 8 一段蒸发冷凝器 条件 P 29 354kPa t 45 未凝气 2 2 3 3 40kg H O 1 214kg CO 0 073kg NH 0 911kg 尿素 冷凝液 尿素 4 8kg 222 2H OH OH O H O mmm 一段蒸发气体闪蒸气体未凝气体 310 739 88 327 1 214 397 852kg 222 333 2COCOCO 3NHNHNH CO mmm 7 0453 0230 073 9 995kg NH mmm 一段蒸发气体闪蒸气体未凝气体 一段蒸发气体闪蒸气体未凝气体 7 023 5 991 0 911 12 103kg 9 二段蒸发冷凝器 条件 P 2 933kPa t 15 25 未凝气 2 2 3 H O 0 265 CO 0 022kg NH 0 139 kg kg 冷凝液 22 22 33 2H OH O 2COCO 3NHNH 3 728kg H O mm36 0460 26535 781kg CO mm1 1 0 0221 078kg NH mm 二段蒸发气体未凝气体 二段蒸发气体未凝气体 二段蒸发气体未凝气体 尿素 1 18 0 139 1 041kg 10 中间冷凝器 条件 P 16kPa t 40 喷射蒸汽 22 234kg 未凝气 2 3 H O 0 258kg NH 0 114kg 冷凝液 2 22 2 22 H O 2COH O H O 3 2 H OH O m 10 017x CO mm0 328kg m420 093 12 103x NH 420 093 H O x1 282 mm139 60235 781103 821kg 进尾气吸收塔 混合液出尾气吸收塔 混合液 总补回二段蒸发冷凝 1 668 21 763kg kg 11 系统水平衡 进入系统水量 原料带入 0 293kg 2 CO 26 喷射蒸汽 22 234kg 尿素合成塔生成 302 625kg 共计 325 152kg 系统排出水量 甲铵泵泄漏 0 608kg 一段蒸发水解尿素消耗水 1 35kg 二段蒸发水解尿素消耗水 0 45kg 成品尿素含水 5kg 一段蒸发冷凝器尾气带走 1 214kg 中间冷凝器尾气带走 0 258kg 尾气吸收塔尾气带走 1 282kg 共计 10 212kg 因此 解吸塔排走水 325 152 10 162 314 99kg 一段吸收塔排出水量 307 061 0 608 307 669kg 一段分解气中含水 103 635kg 二段分解气中含水 64 432kg 共计 168 067kg 因此 蒸发冷凝液补回水 307 669 168 067 139 602kg 一段蒸发冷凝液与中间冷凝液混合后去尾气吸收塔和返回吸收系统 27 22 33 22 2COCO 3NHNH 2H OH O CO mm9 9950 02210 017kg NH mm H O mm397 85222 241420 093 一段冷凝中间冷凝 一段冷凝中间冷凝 一段冷凝中间冷凝 12 103 0 025 12 128kg kg 尿素 4 8kg 二段蒸发冷凝液全部返回 所以 解吸气与混合液返回吸收系统的水 量 22 H OH O mm139 60235 781103 821kg 总补回二段蒸发冷凝 尾气吸收塔排走 2 2 3 CO 71 927kg H O 147 453 NH 180 577 140 25840 319kg 4 6072 2942 313kg x 26 90364 432 112 701 2 912 2 05 x62 9727 505 kg 尿素 进入尾气吸收塔的气体量 21 763kg 设进入尾气吸收塔的水量 3 NH 为 xkg 则 进入解吸塔的碳氨液 2 22 2 H O 2COH O H O m 10 017x CO mm0 328kg m420 093 进尾气吸收塔 混合液出尾气吸收塔气 混合液 28 33 22 2 2 3NHNH 2H OH O H O Ur H O NH mm 12 103x 1 66821 7630 272 420 093 12 103x 0 368kg 420 093 H O mm x1 282314 99 x316 272kg m 4 8x Ur m m420 093 进塔液出塔液 进塔液出塔液 进尾气吸收塔 混合液 混合液 解吸塔排出液 2 3 2 4 22 CO 0 35kg NH 0 272 H O 314 9969 826384 816 2 059 100 65 3 581 1882 099 101881 0 09807 188 16 08MPa kg kg P 54 75 4 1 10 1 0 65 4 1 90 25 0 65 0 1502 4 1 188 绝压 解吸气组成 22 2COCO 10 017x10 017x CO mm0 3280 350 678kg 420 093420 093 进塔液出塔液 33 22 3NHNH 2H OH O 12 103x12 103x NH mm1 66821 7630 27219 823kg 420 093420 093 H O mmx1 282314 99x316 272kg 进塔液出塔液 进塔液出塔液 解吸气温度 t 115 压力 P 0 35MPa 含水量 42 2 H O m 42 m58 解吸气 解吸气 x316 27242 12 103x10 017x 58 19 8230 678 420 093420 093 解得 x 343 175kg 解吸气组成 29 2 3 2 CO 7 505kg NH 29 80 H O 26 903 kg kg 进入尾气吸收塔的冷凝液 2 3 2 CO 8 183kg NH 9 977 H O 343 175 kg kg 尿素 3 921kg 返回吸收系统的蒸发冷凝液 2 3 2 CO 10 0178 1831 834kg NH 12 1039 9772 126 H O 4 8343 17576 95 kg kg 尿素 4 8 3 921 0 879kg 与二段蒸发冷凝液混合后加入低压系统的物料组成 2 3 2 CO 1 834 1 0782 912kg NH 2 126 1 0413 167 H O 76 9535 781112 731 kg kg 尿素 3 72 0 879 4 607kg 二循一冷凝器 条件 P 0 294MPa t 40 2 2 H O 2 05 CO 3 2 NH 1 95 CO 设蒸发冷凝液带入xkg 2 CO 则随进入的水 2 CO 112 731x 2 912 二段分解气 30 2 2 CO 62 972kg H O 64 432kg 解吸气 2 2 CO 7 505kg H O 26 903kg x 26 90364 432 112 701 2 912 2 05 x62 9727 505 解得 x 1 45kg 进入二循一冷凝液 2 2 CO 1 450kg 112 731 H O 1 450 2 912 56 118kg 112 731 1 4501 910kg 2 912 112 731 4 6072 294kg 2 912 3 N H 尿素 进入二循二冷凝液 2 2 CO 1 462kg H O 56 613 1 25740 31941 576kg 4 6072 2942 313kg 3 kg N H 尿素 12 二循一凝器 条件 P 0 294MPa t 40 2 2 H O 2 05 CO 3 2 NH 1 95 CO 31 收入物料 kg 2 CO kg 3 NH kg 2 H O kg尿素 二段分解气 62 972148 86764 432 解吸气 7 50529 80026 903 蒸发冷凝液 1 451 91056 1182 294 共计 71 927180 577147 4532 294 二段甲铵液 2 2 3 CO 71 927kg H O 147 453 NH 1 950 71 927140 258kg kg 排出气体 3 NH 180 577 140 25840 319kg 13 二循二凝器 条件 P 0 245 MPa t 40 排出冷凝液 22 22 2COCO 2H OH O 2 2 CO mm8 1830 3287 855kg H O mm343 175 1 16341 893kg mmm O 3 395kg N 20 601kg 3 39520 6011 47 4 32281 765 1 47 333 进塔冷凝尾气 进塔冷凝尾气 3进塔冷凝N H尾气N H进塔气N H N H 9 977 1 668 21 763 30 072kg 22 NO 1947kmol71 31kg nn0 6650 08750 7525kmol 尾气中惰气含量 32 尿素 2 313kg 14 氨冷凝器 条件 P 1 765 MPa t 38 循环液氨 755 119kg 即为冷凝氨量 惰性气体量 2 2 O 3 395kg N 20 601kg 氨冷凝器排出氨量 3 39520 6011 47 4 1947kmol71 31kg 32281 765 1 47 进入氨冷凝器的氨量 71 31 755 119 826 429kg 15 惰性气体洗涤塔 条件 P 1 765 MPa t 45 排出气体 2 2 21 763kg O 3 395kg N 20 601kg 3 N H 排出氨水 2 2 2CO 2H O CO m1 462kg H O m56 613 mmm 41 57671 31 21 763 91 123kg 333 二循二冷凝 二循二冷凝 3二循二冷凝N H氨冷凝器气体N H洗涤塔排出气N H 即 即kg N H 33 16 尾气吸收塔 条件 P 101 325kPa t 40 进塔冷凝液组成 系统水平衡已求 2 3 2 CO 8 183kg NH 9 977 H O 343 175 kg kg 尿素 3 921kg 尾气 2 2 2 2 CO 0 328kg H O 1 282kg 1 668kg O 3 395kg N 20 601kg 3 N H 排出碳铵量 22 22 2COCO 2H OH O CO mm8 1830 3287 855kg H O mm343 175 1 16341 893kg mmm 333 进塔冷凝尾气 进塔冷凝尾气 3进塔冷凝N H尾气N H进塔气N H N H 9 977 1 668 21 763 30 072kg 尿素 3 921kg 17 解吸系统 条件 P 0 35MPa t 115 解吸废液 2 3 2 CO 0 35kg NH 0 272 H O 314 9969 826384 816 kg kg 解吸气 系统水平衡已求 34 2 3 2 CO 7 505kg NH 29 80 H O 26 903 kg kg 18 一段吸收系统 收入物料 一段分解气 kg二段甲铵 kg浓氨水 kg 2 CO 346 36971 9271 462 3 NH 1101 185140 25891 123 2 H O 103 635147 45356 613 2 O 3 395 2 N 20 601 Ur 2 2942 313 支出物料 一段吸收塔排 出 kg 一段甲铵 kg一段甲铵泵泄 漏 kg 2 CO 418 9281 000 3 NH 826 429505 1610 829 2 H O 307 0610 608 2 O 3 395 2 N 20 601 35 Ur 4 5980 009 3 3 2 热量衡算 1 尿素合成塔 平衡压力 4 22 2 059 100 65 3 581 1882 099 101881 0 09807 188 16 08MPa P 54 75 4 1 10 1 0 65 4 1 90 25 0 65 0 1502 4 1 188 绝压 物系气相氨碳比 0 0011t 0 1987 0 004768t 0 54330 001667 0 0011 188 0 1987 0 004768t 0 54330 001667 10G 4 110G 物系水碳比物系水碳比t 0 8078 0 650 65 188 0 8078 物系总的氨碳比 求得 G 7 428 22 NO nn0 6650 08750 7525kmol 尾气中惰气含量 2 16 08 0 75253 3316 19 712 16 08 p COnkmol p 平衡 3惰气 尾气中N H与 2 7 428 3 33162 936349 9171 7 428 1 1 3 33160 395317 3932 7 428 1 nkmolkg COnkmolkg 3 气相氨碳比 其中 N H 气相氨碳比 1 1 气相氨碳比 1 设入塔液氨温度为 t P 20MPa 焓值为 x i 排出氨量 2 9363kmol 分压 2 2 9363 19 71214 17 0 39532 93630 7525 CO n pMPa nnn 3 3 N H N H惰气 36 i 1855 5kJ kg 查化工手册 得焓值 2 CO P 19 712MPa t 125 i 711 3kJ kg 分压 2 2 0 3953 19 7121 908 0 39532 93630 7525 CO CO n pMPa nnn 3 N H惰气 t 188 时 i 887 6kJ kg 由氧的 i s 图 查得 P 0 1MPa t 125 i 360kJ kg 分压 2 O 2 2 0 0875 19 7120 422 0 39532 93630 7525 O CO n pMPa nnn 3 N H惰气 t 188 时 i 460kJ kg 由氮的 i s 图 查得 P 0 76MPa t 125 i 408kJ kg 分压 2 2 0 665 19 7123 210 0 39532 93630 7525 N CO n pMPa nnn 3 N H惰气 t 188 时 i 490kJ kg 222222 222 1 17 44 32 28 COCOCOOOO NNN Hniiniinii nii 3N H3 N Hx 1855 5 0 3953 44 887 6711 3 32 460360 0 665 28 490408 i i kJ x x 2 9363 17 0 0875 97495 49 917 进入液相吸热 2 CO 2 H 生成甲铵的量 2 CO 37 22 736 931 0 3953 44719 5378 COCO mmkg 出口气相 t 25 时 i 728kJ kg 2 2 25 2 2 719 5378 728711 3 12016 CO COC CO HmiikJ 生成甲铵 当量气化吸热 3 N H 3 H 当量量 719 5378 34 44 556 0kg 3 N H 由 i s 图 查得 P 0 101MPa t 25 i 1757 28kJ kg i 556 0 1757 28 977048 556 Kj 3 H m 3 N H当量 ixixix 生成甲铵放热 3 N H 2 CO 4 H P 0 101MPa t 25 气态 生成固体甲铵 生成热 159350kJ kmol 3 N H 2 CO H 44 719 5378 159350 44 2605872 kJ 4 H 2 CO m生成甲铵 固体甲铵升温至熔点吸热 5 H C 176 264 kJkmol C C t 44 5 H 2 CO m生成甲铵 719 5378 176 264 152 25 44 366073kJ 固体甲铵熔融吸热 6 H 719 5378 332067 kJ 6 H 20306 44 38 循环甲铵与尿素升温吸热 7 H 甲铵平均比热容 151 461 P C kJkmol C 尿素热容 1 992 P C kJkg C 甲铵量 kg 2 2 17 2 44 CO CO m m 418 928 418 9282 17742 62 44 7 78 60 PP HmCtmCt 尿素尿素甲铵甲铵 742 65 151 461 192 95 78 4 598 1 992 152 95 82721 kJ 甲铵脱水生成尿素吸热 8 H 反应热 H 21850 9 kJ kmol 8 60HmmH 出塔尿素入塔尿素 1013 348 4 598 21850 9 60 367368 kJ 循环氨水降温放热 9 H 氨水组成 181 444kg 37 14 质量百分含量 3 N H 307 061kg 62 86 质量百分含量 2 H O 查化工手册得 4 570 kJ kg P C