水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计及优

水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺MATCH_ word word文档格式规范word作业纸小票打印word模板word简历模板免费word简历 _1715306210638_2及优 ANYANG INSTITUTE OF TECHNOLOGY 本 科 毕 业 论 文 年产20万吨水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计与优化 The process design and optimization of evaporation system in aqueous solution total recycle which yearly produces two hundred thousand ton urea 系(院)名称: 化学与环境工程学院 专 业 班 级: 2007级应用化学专业 学 生 姓 名: 朱明磊 学号:200705040005 指 导 教 师: 李丽芳 职称:高级工程师 年 月 毕业设计(论文)原创性声明和使用授权说明 原创性声明 本人郑重 承诺 党员整改承诺书工程质量保证服务承诺书供货时间与服务承诺方案食品安全承诺书我公司的设计优势和服务承诺 :所呈交的毕业设计,论文,～是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知～除文中特别加以标注和致谢的地方外～不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果～也不包含我为获得安阳工学院及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体～均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。 作 者 签 名: 日 期: 指导教师签名: 日 期: 使用授权说明 本人完全了解安阳工学院关于收集、保存、使用毕业设计,论文,的规定～即:按照学校要求提交毕业设计,论文,的印刷本和电子版本,学校有权保存毕业设计,论文,的印刷本和电子版～并提供目录检索与阅览服务,学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文,在不以赢利为目的前提下～学校可以公布论文的部分或全部内容。 作者签名: 日 期: 年产20万吨水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计及优化 专业班级:应用化学 学生姓名:朱明磊 指导教师:李丽芳 职称:高级工程师 摘要 水溶液全循环法生产尿素工艺装置，主要包括六个方面:原料的压缩和净化，尿素的合成，中低压解吸收，解吸，蒸发造粒。原料CO由合成车间净2化工段送来，液氨由氨库送来，两种反应物经加压加热送入合成塔反应生成尿素。合成塔出来的合成液中含有尿素、氨基甲酸铵、过剩的氨和水。再经过循环回收进入合成塔，整个过程靠水作为循环介质。由闪蒸槽流出的尿液进入一段蒸发器的加热段加热至130?，在0.033Mpa压力下，尿素浓度达到96,(W),进入二段蒸发加热器，加热至140?，继续减压至0.0033Mpa(绝)，尿液浓度提高至99.7,(W)，尿液进入熔融泵送往造粒塔，由旋转喷头喷洒造粒。本设计主要通过参考工厂数据进行蒸发阶段的物料及热量衡算，得出蒸发阶段各部分的出入物料及热量，然后进行设备选型及对整个工段进行优化。 关键词:水溶液全循环法 一段蒸发器 物料衡算 热量衡算 The process design and optimization of evaporation system in aqueous solution total recycle which yearly produces two hundred thousand ton urea Total recycle urea solution production process equipment, including sixAbstract areas: raw materials, compression and purification, urea synthesis solution in the low absorption, desorption, evaporation and granulation. CO2 from the purification of raw materials, synthetic plant Section sent, liquid ammonia from the ammonia library brought the two reactants into the reactor by the pressure and heat the reaction of urea. Reactor out of the synthesis solution containing urea, ammonium carbamate, excess ammonia and water. Then after recycling into the reactor, the whole process by the water as the circulating medium. Outflow of urine from the flash tank into a heating ?section of the evaporator heated to 130 , the pressure in the 0.033Mpa urea ?concentration 96% (W), into the secondary evaporator heater, heated to 140 , to decompression To 0.0033Mpa (absolute), urine concentrations increased to 99.7% (W), the urine into the melt pump sent to the granulation tower, from the rotating nozzle spray granulation. The reference plant design data, primarily through the evaporation stage of materials and heat balance, obtained access to all parts of evaporation stage of materials and energy, then the entire section in equipment selection and optimization. ;;;Evaporator sectionMaterial balance Aqueous solution total recycleKey words Heat balance 目录 第一章水溶液全循环法概述 引言 尿素别名碳酰二胺、碳酰胺、脲，由碳、氮、氧和氢三种元素组成，是第一种以人工合成无机物质而得到的有机化合物，分子式:CO(NH)，分子量 60.06，22 外观为无色或白色针状结晶体或粉末，工业或农业品为白色略带微红色固体颗 3粒，无臭无味，密度1.335g,cm，熔点132.7?。尿素易溶于水，在20?时100毫升水中可溶解105克。溶于醇，不溶于乙醚、氯仿，呈微碱性。尿素是哺乳类动物蛋白质代谢后的产物，通常用作植物的氮肥。可与酸作用生成盐，有水解作用，在酸、碱、酶作用下(酸、碱需加热)能水解生成氨和二氧化碳。对热不稳定，在高温下可进行缩合反应，加热至150,160?将脱氨成缩二脲、缩三脲和三聚氰酸。加热至160?分解，产生氨气同时变为氰酸。由于在人尿中含有这种物质，所以取名尿素。 中国尿素工艺始于1957年，在上海化工研究院氮肥室进行尿素生产的理论研究和实验工作。1958年在南京永利宁厂筹建我国第一套半循环工艺的中试装置。 第一章水溶液全循环法概述 中国尿素中间试验装置(3000 t/a)于1958年在南京化肥厂建成投产，因此至今年中国尿素工业化生产整整50年了。试验是从水溶液半循环法开始的，吨尿尾气中氨量为650kg左右，后发展到高效半循环，即一段分解气中氨回收利用程度有所提高，但尾气中仍有176 kg氨。 1960年我国引进前苏联10 Kt/a不循环法尿装置在太原化肥厂投产。1962年南京永利宁厂半循环装置通过国家技术鉴定。根据此工艺由化四院设计的2套40 Kt/a半循环法装置先后在上海吴泾化工厂和浙江衢州化工厂投产。 1966年我国引进荷兰STAMICARBO公司的两套80Kt/a水溶液全循环工艺装 置在泸州天然气化工厂投产，同时化四院利用上海化工研究院测试的水溶液全循环法工艺技术数据，并借鉴进口装置的设备结构，自行设计了80 Kt/a和110 Kt/a尿素装置(整个装置的设备也均由国内生产)，于1966年11月在石家庄化肥厂投入生产。直至1970年1月，湖南湘江氮肥厂新建的45Kt/a合成氨配80Kt/a尿素装置投产，可以说这是国产化的第一套水溶液全循环法工艺装置，采用的是预分离工艺，衬里式合成塔(内径1.4 m)由上海锅炉厂试制，这也是国产第一台尿塔，一吸塔精洗段为浮阀塔，也是第一台。 上世纪70年代开始至80年代初，我国建设80,110Kt/a中型规模的尿素装置有32个厂，38套(包括两套进口)，称前38套。这期间不断对中尿设计进行修改，前后共有四个版本。第四版是较为完善的一个版本，如浙江衢化、江西氨厂等都使用此版本建设。 1986年我国尿素工业掀起了一个新的发展高潮，即众多的小氮肥厂进行改产尿素的技术改造，使小氮肥厂发生了质的变化，首先3套40Kt/a水溶液全循法小尿素试验装置在山东邹城、平度和河南辉县相继投产。在“七五”和“八五”期间，国家选定150家有较好条件的小氮肥厂改产尿素，共有120多个厂，其中18家厂建有两套，山东鲁西和山西临猗各建三套，投产装置中约有70%的装置改造至100t/a以上，其中还有150,200t/a规模的。 小尿素装置迅速发展，是符合我国国情的，充分发挥了原小氮肥厂的优势，不少厂选用本地的煤。水力、电力资源丰富的省更占优势，这样生产成本低，具有市场竞争力。 中型尿素装置经“七五”、“八五”、“九五”的发展，增加了16套，又称后16套，因此中尿装置共有54套。后16套在原小氮肥厂中建设的多，原中型厂建第二套时采用氨汽提、CO2汽提者为多。 上世纪90年代后期至今，小尿素厂加大了技改力度，使装置能力大幅度提高，汽耗大幅度下降，在中国是水溶液全循环法工艺装置高产低耗的楷模。经过简单的增产节能技术改造，汽耗可降至1100kg，众多的原小氮肥厂新建尿素装置时仍采用此工艺，其投资低于CO2汽提工艺装置的一半，如8,13，12,20，18,30规模的厂相继建成。鲁西集团八厂的水溶液全循环工艺装置设计为400 Kt/a，最近实产已达到500Kt/a。这是我国目前最大生产规模的水溶液全循环工 艺装置，从汽耗降低水平来看，可以与大型CO2汽提、氨汽提工艺相媲美。 水溶液全循环工艺虽然是上世纪60年代的技术，国外早已淘汰，但由于我国对尿素工艺的研究和开发，均以此工艺为主，因此在工艺设计、设备制造、操作技术和生产管理方面积累了丰富的经验。此工艺在中国从1966年到2008年经历了42年的生产和技改，已创出汽耗为1100 kg的水平。进一步回收热能，使汽耗降到900 kg的工艺也将出现。因此中国式的改良型水溶液全循环法尿素新工艺即将诞生，她大大不同于60年代传统的预分离工艺。 第二章 水溶液全循环法工艺流程 1.1尿素的合成 原料气二氧化碳由合成车间净化工段送来，在进入CO压缩机之前，为防止2 合成，循环系统的腐蚀，加入CO总量的0.5,(体积)的氧气，然后进CO压22缩机，经五段压缩机至20Mpa，温度约125?进入尿素合成塔 由氨库送来的液氨进入液氨缓冲槽，与中压循环系统回收的液氨汇合后，其中一部分作为吸收塔回流，其余液氨进入高压氨泵加压到20Mpa，经氨预热器预热至50~55?进入合成塔。 从一段吸收塔来的温度88~92?的氨基甲酸铵溶液，经一段甲铵泵加压到20Mpa进入合成塔，合成塔操作压力位19.5?0.5Mpa,温度为188?2?，在合成塔内有62~63?的CO转化为尿素。 2 1.2循环回收 合成塔反应的溶液中有尿素，氨基甲酸铵，过剩的氨和水，通过P4调节阀减压节流到1.7Mpa，进入分离器分离过剩的氨，并分解部分氨基甲酸铵，放出的气态CO和水由顶部出来与精馏气汇合进入一段吸收塔底部。 2 预分液U行管进入精馏塔上部，通过和向下而上的一部分气逆流接触，进行质热交换，精馏气自塔顶出来与二甲液进入一段蒸发器底部进行反应，反应热能回收利用后经中压外冷凝器与预分气汇合进入一段吸收塔，精馏液则进入一段分解塔加热到156~160?，过剩的氨基甲酸铵进一步分解，为防止设备腐蚀，在精馏液进入一分塔前的管线上加入防腐空气，从一分塔分离出来的液体进一步减压后，送往二段分离塔。 精馏气和二甲液混合经回收热量后进入中压外冷器，进一步吸收其中的CO，反应生成的热量经温水冷却器后由循环水移走。反应液从外冷器出来进入2 一段吸收塔底部，大部分氨和二氧化碳经底部鼓泡段吸收下来，少量的氨和二氧化碳在上升过程中被吸收塔顶喷淋的回流氨吸收下来，同时控制了吸收塔顶温度，吸收塔底部温度也被回流的氨来控制鼓泡段的温度。从吸收塔底部出来的一甲液温度88~92,，NH/CO为3:1左右，经一段甲胺泵加压到20Mpa送入合成32 塔。 一段吸收塔出来的气体进入串联的三台氨冷器，冷凝下来的液氨流入液氨缓冲槽，没被冷凝下来的惰性气体及部分的氨气进入惰洗器，由二循二冷来的稀氨水吸收其中大部分的氨，洗涤下来的氨水送入一段吸收塔作为吸收剂，没被吸收的气体送往尾气吸收塔最后吸收。 自一段分解他出来的溶液经减压后，送入二段分解塔顶喷淋，塔内上升的气体被溶液冷却而减少了气体中水蒸汽含量，而溶液被加热到130?左右，此溶液经二段分解加热器加热到150?左右，使氨基甲酸铵进一步分解，分离出来的溶液进入闪蒸槽。 二分塔气相和解吸塔气相汇合后进入两个串联的二段循环冷凝器冷凝，并以二段蒸发冷凝液为吸收剂进行吸收，二循一冷出口溶液经一冷外冷器再次冷却后进入一冷上部分离器，从分离器出来的一冷液经二段甲铵泵送入一蒸加热器换热段(一蒸下部)与精馏气混合换热后进入一段吸收塔，二循二冷出口尾气汇合送往尾气吸收塔最后吸收。 1.3蒸发造粒 从二分塔出来的尿液进入闪蒸槽，在真空条件下气化分离，溶液温度降至 97~105?，含尿素约74,(重量)。 从闪蒸槽出来的尿液送到一段蒸发加热器，加热后气液混合物在一段蒸发分离器分离，气体与闪蒸槽的气相混合后到一段蒸发气相洗涤器被二段蒸发冷凝液进行洗涤，洗涤下来的气体进入一段蒸发表面冷凝器冷凝，冷凝液送往尾气泵作尾气吸收液，没被冷凝的气体经一段水力双系泵抽射放空。 一段蒸发操作压力压力为35~40Kpa，温度约为130?左右，蒸发后浓度96.6,的尿液进入二段蒸发加热器，在5~8Kpa下蒸浓到99.7,，蒸汽混合物在二段蒸发分离器分离，气体经升压器升压，进入二段蒸发表面冷凝器冷凝，没被冷凝的气体经二段蒸发喷射泵A带入中间冷凝器进一步冷凝，中间冷凝器中没冷凝的气体经二段水力双吸泵抽射放空。二表冷和中间冷凝器的冷凝液均流入二段蒸发冷凝液槽(叫二蒸液)，作为水力双吸泵抽射的动力循环液，同时经二蒸泵一部分送往二段循环冷凝器作吸收剂用，一部分送往一段蒸发气相洗涤器作洗涤剂。 蒸浓后分离出来的熔融尿素经尿素熔融泵达到造粒塔喷淋造粒，颗粒尿素由造粒塔经皮带运输送往成品库进行包装。 1.4尾气吸收与解吸 惰洗器和二循二冷出来的气体进入尾气吸收塔，回收其中的氨和CO。 2 尾气吸收循环泵将一段蒸发冷凝液及系统排放的液体经尾气吸收塔冷却后送往尾吸收塔顶部做吸收剂用，洗涤下来的液体流入碳铵液槽，没被吸收下来的惰性气体则从塔顶放空。 碳铵液用解吸塔给料泵送往解吸塔，其中一部分经解吸塔换热器换热后进入解吸塔中部，另一部分作为冷流送往解吸塔上部控制塔顶温度，解吸所需热量由塔底加入蒸汽直接供给，解吸出来的气体去二循一冷回收，解吸后的废液送往供水处理后作为造气的废热锅炉给水。 尿素合成过程中，由于受化学平衡的限制，进入合成塔的NH3和CO不可能全部转变为尿素，其中未转化的氨和CO以氨基甲酸22铵和游离氨的形式存在于尿素熔融液中。如何将这部分未反应物循环利用，构成全循环工艺尿素生产中的一个主要问题。采用方法不同， 生产尿素工艺流程不，均可以分为以下四个步骤: (1) 原料的净化和压缩; (2) 尿素的合成; (3) 未反应物中甲胺的分解，过量氨的吸收及氨和二氧化碳的回收 循环; (4) 尿素溶液的加工。 各工艺不同点在第三个部分，传统的水溶液全循环工艺使用蒸汽加热分解甲胺和解吸氨，并采用循环水冷却，是氨冷凝回收。这样大量的甲胺生成反应热未充分利用，反而需要大量蒸汽和冷却水。70年代开始，各种移走甲胺反应热，以及提高尿素合成塔转化率以减少循环回收部分的热能消耗，降低尿素生产能耗的工艺应运而生，其中以气提技术为代表。 水溶液全循环工艺，是将尿素合成反应后的物料分两段减压加热，使其中未反应的甲胺分解和游离氨解吸出来，并逐段将NH和3CO冷凝成液氨和解吸成甲胺水溶液，用泵将上述物料全部返回合成2 塔中，循环利用。 其生产工艺流程方框示意图如下: 尿素合成 由液氨和二氧化碳气提直接合成尿素的总反应式为 2NH(液)+CO(气)=(NH)CO(液)+HO(液)+Q 3222 这是一个可逆的放热反应。实际上，该反应分两步进行。第一步 由氨于二氧化碳生成中间产物氨基甲酸铵NHCOONH，简称甲胺。42反应式为: 2NH(液)+CO(气)=NHCONH(液)+ Q32421 这是一个可逆的强放热反应。生成甲胺的反应速度比较快，容易达到动态的化学平衡，达到平衡时，甲胺可达90%以上。 第二部由甲胺脱水生成尿素反应式为: NHCONH(液)=CO(NH)(液)+HO(液)-Q422222 这是一个可逆的微吸热反应。反应速度较慢，达到动态平衡时间较长，一般约需1h才能达到平衡，但即使达到化学平衡，也不能使全部甲胺都脱水转化为尿素，转化率一般在55%~70%，因此这个反应是合成尿素的控制反应。 蒸发阶段工艺流程图: 升压器放空 一段喷射泵 闪蒸槽STCWCW二段CW二段喷射泵B蒸发洗二蒸分一蒸分喷射CWCW涤器离器离器一蒸加热器泵造粒塔去膨胀槽中间二去一吸塔冷一表却表外冷器冷器冷来自精馏塔二蒸加热器CW蒸发洗涤槽 蒸发洗涤泵一段二段熔融泵尿素颗粒去包装二蒸槽 水力双吸槽水力双吸泵地沟 第三章物料衡算和热量衡算 3.1 小时生产能力 按年生产时间8000h计，尿素的小时产量为 200000 =25t/h 8000 主反应:2NH+CO,CO(NH)+HO 32222 2NH+CO,NHCOONH 3242 NHCOONH,CO(NH)+HO 42222 副反应:CO(NH)+HNO,CO(NH)•HNO2323 NHCOONH+HO,(NH)CO 41243 (NH)CO,2NH+CO+HO 423322 2CO(NH),CHNO+NH 2225323 该反应在合成塔中有62~63,的CO转化为尿素 2 反应前 反应后 NH 3 a a-2(1-c)CO2 1 C HO b b+x 2 CO(NH)22 0 x NHCOONH42 1+a+b a+b+x+2c-1 )]•[HO][CO(NH222K= 2C[NH]•[CO]32 x•(b+c)•(a+b+x+2c-1)K= 2C(a+2c-2)•c 1979年上海化工研究院发表了一个计算转化率的半经验 公式 小学单位换算公式大全免费下载公式下载行测公式大全下载excel公式下载逻辑回归公式下载 : 222x=14.87a-1.322a+20.70ab-1.830ab+167.6b-1.217bt+5.908t-0.01375t-591.1 x:CO的转化率 2 a:进料氨碳比，分子比 b:进料水碳比，分子比 t:反应温度，? p:操作压力，Mpa 公式适用范围:NH/CO=2.5~4.5,HO/CO=0.2~1.0,t=175~195? 3222 氨碳比是指原始反应物料中NH/CO的摩尔比，常用符号a表示。以二氧32 化碳为基准，超过化学计量比的氨称为过量氨。氨碳比或氨过量率的增加会增加平衡转化率。根据平衡移动原理可知，增加反应物NH3的浓度，使反应有利于向生成物方向进行，必然能够提高二氧化碳的转化率。采用过量氨还可以与应生成的水作用，降低水的活度，使平衡向生成尿素和方向进行。过量氨可以控制合成塔自然和维持最合适的反应温度。系统内过量氨还可抑制副反应，并能降低腐蚀作用。但根据上海化工研究院的实验，并不是无限制地增加氨碳比均能提高平衡转化率，数据表明，当NH3/CO2,5.63时，随着氨碳比的增加平衡转化率有增值，但是NH/CO,5.63时，随着氨碳比的增中平衡转化率降低。 32 考虑原料的供给难度及转化率，可设氨碳比为4。 根据半经验公式可算出水碳比为0.7。 3.2物料衡算 蒸发阶段主要是对尿液进行蒸发提纯，然后造粒，其中有少量的氨基甲酸铵分解生成尿素。尿素产量为25t/h，其中包括Ur=24675Kg/h，Bi=250Kg/h，HO=75Kg/h 2 又所设计题目的生产条件与实际生产条件相近，可以使用生产现场得到的收率做物料衡算。 可通过由产量反推出闪蒸槽物料组成 喷头尿素在生成成品尿素中损失尿素为0.26,固 24675入喷头熔融尿素为: =24739.32 (1-0.0026) 造粒塔粉尘损失为0.076,则 造粒塔粉尘损失量:24739.32×0.076,=18.80kg/h 则尿素损失为24739.32-24675-18.80=45.52 3.3计算条件的确定 3.3.1计算基准 以一吨成品尿素为计算基准 3.3.2成品规格 粒状尿素规格为: 含氮量46.06,(折合尿素98.7,)重量，(其中未含缩二脲含氮量) 缩二脲1, 水0.3, 3.3.3原料消耗定额 4年产20×10t尿素装置通用设计采用的吨尿素原料消耗定额为: NH 600Kg CO 785Kg 32 3.3.4每吨成品尿素氨的损耗及其分配: 985×2×1710×3×17总损失量:600, , =36.88Kg 60103 式中 60—尿素的摩尔质量 17—氨的摩尔质量 103—缩二脲的摩尔质量 3—每摩尔缩二脲中所消耗氨的摩尔数 2—每摩尔尿素中所消耗氨的摩尔数 其中;解吸废液以尿素形式排出 2.04Kg 造粒粉尘以尿素形式排出 0.17Kg 熔融尿素生成缩二脲排出氨 0.17Kg 成品包装储运以尿素形式排出 0.57Kg 一段甲铵泵泄露损失 1.0Kg 一段蒸发冷凝器尾气损失 0.91Kg 中间冷凝器尾气损失 0.11Kg 尾吸塔尾气损失 1.67Kg 解吸塔废液损失 0.27Kg 液氨泵漏损 29.97Kg 计 36.88Kg 3.3.5每吨成品尿素CO的损失及其分配 2 985×4410×2×44总损失量:785, , =54.12Kg 60103 式中 44—CO的摩尔质量 2 2—每摩尔缩二脲中所消耗CO的摩尔数 2 其中:解吸废液以尿素形式排出 2.64Kg 造粒粉尘以尿素形式排出 1.1Kg 成品包装储运以尿素形式排出 0.73Kg 一段甲铵泵泄露损失 0.83Kg 一段蒸发冷凝器尾气损失 0.07Kg 尾吸塔尾气损失 0.33Kg 解吸废液损失 0.35Kg CO压缩机损失(包括系统泄露) 48.40Kg 2 计 54.12Kg 3.3.6每吨成品尿素的损失及其分配 以造粒粉尘形式损失0.76Kg 成品包装储运损失1.77Kg 解吸废液损失2.35Kg 计4.88Kg 3.3.7水解消耗的尿素量及其分配 一段蒸发系统5.66Kg 二段蒸发系统3.83Kg 计9.49Kg 3.3.8循环尿素量 一段蒸发气体夹带尿素6.48Kg 二段蒸发气体夹带尿素2.50Kg 循环尿素量6.48+2.50-2.35=6.63Kg 3.3.9缩二脲生成量及其分配 二段分解系统生成6.0Kg 熔融尿素输送生成1.0Kg 一段蒸发系统生成1.0Kg 二段蒸发系统生成2.0Kg 计10.0Kg 3.4CO输送系统 2 3.4.1条件 (1)CO气体组成 2 加防腐空气后，干基，体积,，惰气除氧气外全部按氮计。 CO 95.7, N 3.8, 22 O 0.5, 2 (2)进入CO压缩系统的干CO气体量 22 CO:785Kg 2 7850.5O: × ×32=2.98 Kg 24495.7 7853.8N: × ×28=19.84Kg 24495.7 干CO气体量: 2 785+2.98+19.84=807.82Kg (3)CO气体带入水量 2 807.820.0056HO: × ×18=18.85Kg 243.33(0.1053-0.0056) (4)CO气体在压缩系统的损失量(干基) 2 CO:48.00Kg 2 48.000.5O: × ×32=0.18 24495.7 483.8N: × ×28=1.21Kg 24495.7 (5)压缩后的CO气体量(干基) 2 CO:785-48.00=737Kg 2 O:2.98-0.18=2.80Kg 2 N:19.84-1.21=18.63Kg 2 计 758.43Kg (6)压缩后的CO气体含水量 2 CO压缩机未设置五段水冷器，故压缩后的CO气体含水量为五段入口CO222 气体的饱和水蒸汽含量。四段水分离器后泄露的水蒸汽忽略不计。 40?时，水蒸汽压力0.0074Mpa 故气相含水量: 758.430.0074 × ×180=0.29Kg 43.33(7.944-0.0074) (7)CO压缩机各段排出水量 2 HO 18.85-0.29=18.56Kg 2 3.5尿素合成塔 3.5.1条件 )尿素合成塔原始物料组成 (1 NH?CO=4:1(摩尔比) HO=0.7(摩尔比) 322(2)操作条件 压力P=195?0.5Mpa 温度=188?2? (3)CO转化率 2 根据以上条件可查表得CO转化率63, 2 (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尿素合成塔的氨基甲酸铵溶液中的NH/CO=3.12(摩32 尔比),含循环尿素6.63Kg 3.5.2计算 (1)生成尿素的计算 每吨成品尿素含尿素987Kg 损失尿素4.88Kg 水解尿素9.49Kg 2×60 生成缩二脲消耗尿素10× =11.65Kg 103 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+4.88+9.49+11.65=1011.02Kg 1011.02 消耗氨 ×2×17=572.91Kg 60 1011.02 消耗二氧化碳 ×44=741.41Kg 60 1011.02 生成水 ×18=303.31 60 (2)入塔原料CO气体 2 由CO压缩系统物料平衡可知: 2 CO 737Kg 2 O 2.8 2 N 18.63 2 HO 0.29Kg 2 (3)入塔一段甲铵溶液 1011.02×44CO: -737=439.85Kg 260×0.63 439.85×3.12×17NH: =830.22Kg 344 1011.02×18HO: =481.44Kg 260×0.63 尿素:6.63Kg (4)入塔液氨 1011.02×4×17NH: -830.22=988.55Kg 360×0.63 原料氨消耗定额 600Kg 液氨泵泄露氨30Kg 故入塔原料液氨 600-30=570Kg 循环液氨 988.55-570=418.55Kg (5)出塔气液混合物 尿素 1011.02+6.63=1017.65Kg CO 737+439.85-741.41=435.44Kg 2 NH 988.55+830.22-572.91=1245.83Kg 3 HO 303.31+0.29+481.44=785.04Kg 2 O 2.8Kg 2 N 18.63Kg 2 3.6一段分解系统 3.6.1条件 (1)一段分解操作条件 压力 P=1.765Mpa 温度 t=155,160? (2)一段分解效率 甲铵分解率 87.66, 总氨蒸出率 88.67, (3)一段分解气含水量 6.26, 3(4)加入防腐空气2.0m(标)。 3.6.2计算 (1)加入防腐空气 空气的摩尔 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 体积按22.4L计算，含氧量取20.81，其余按氮计，空气含 水量忽略不计。 2×0.2081 O: =0.60Kg 222.4 2×(1-0.2081) N: =1.98Kg 222.4 (2)一段分解气 CO 435.44×0.8766=381.71Kg 2 NH 1245.83×0.8867=1104.68Kg 3 O 2.8Kg+0.60=3.40Kg 2 N 18.63+1.98=20.61 2 6.26HO(381.7+1104.68+3.40+20.61)× =100.86Kg 2(100-6.26)(3)一段分解系统出口尿液 尿素 1017.65Kg CO 435.44-381.71=53.73Kg 2 NH 1245.83-1104.68=141.15Kg 3 HO 785.04-100.86=684.18Kg 2 3.7二段分解系统 3.7.1条件 (1)二段分解操作条件 压力 P=0.30Mpa 温度 t=125,150? (2)二段分解排出物料组成 查表得 溶液含氨 0.7,(重量) 气相含水 26, 溶液含CO 0.46,(重量) 2 (3)二段分解系统生成缩二脲6Kg 3.7.2计算 (1)生成缩二脲计算 2×60消耗尿素 6× =6.99Kg 103 17放出氨 6× =0.99Kg 103 生成缩二脲 6Kg (2)二段分解排出气体 设气相中含CO—XKg,NH—YKg，HO—ZKg 232 据气液相组成列出算式: 53.73-X =0.0046 1896.71-X-Y-Z 141.15+0.99-Y =0.007 1896.71-X-Y-Z Z26 = XY7418( + )4417 联立解得: X(CO) 44.42Kg 2 Y(NH) 133.13Kg 3 Z(HO) 55.91Kg 2 (3)二段分解排出尿液 尿素 1017.65-6.99=1010.66Kg CO 53.73-44.42=9.31Kg 2 NH 141.15+0.99-133.13=9.01Kg 3 HO 684.18-55.91=628.27Kg 2 缩二脲 6Kg 3.8闪蒸槽 3.8.1条件 (1)闪蒸槽操作条件 压力M=0.04415Mpa 温度t=106? (2)累计分解效率 甲铵分解率 99.1, 过量氨蒸出率 99.85, (3)闪蒸槽出口溶液组成 尿素:水=75:24(重量比) 3.8.2计算 尿素合成塔排出溶液总氨量1245.83Kg，CO含量435.44Kg 2 34总过剩氨量:1245.83-435.44× =909.35Kg 44(1)闪蒸槽排出尿液 尿素 1010.66Kg CO 435.44×(1-0.991)=3.92Kg 2 34NH 909.35×(1-0.9985)+3.92× =4.39Kg 344 24HO 1010.66× =323.41Kg 275 缩二脲6Kg (1) 闪蒸槽排出气体 CO 9.31-3.92=5.39Kg 2 NH 9.01-4.39=4.62Kg 3 HO 628.27-323.41=304.86Kg 2 3.9一段蒸发器 3.9.1条件 (1)一段蒸发器操作条件 压力 P=0.0033Mpa 温度 t=130? (2)一段蒸发器出口尿液组成 溶液中所含的氨与二氧化碳经一段蒸发后全部气化进入气相，溶液中尿素: 水=95:4(重量比) (3)一段蒸发气夹带尿素6.48Kg，蒸发过程生成缩二脲1.0Kg，水解尿素5.66Kg 3.9.2计算 (1)水解尿素计算 消耗尿素 5.66Kg 18消耗水 5.66× =1.70Kg 60 44生成 CO 5.66× =4.15Kg 260 17生成NH 5.66×2× =3.21Kg 360 (2)生成缩二脲计算 生成缩二脲 1Kg 17 生成NH 1× =0.17Kg 3103 60 消耗尿素 1×2× =1.17Kg 103 (3)一段蒸发器出口尿液 尿素 1010.66-6.48-5.66-1.17=997.35Kg 4 水 997.35× =41.99Kg 95 缩二脲 6+1=7Kg (2) 一段蒸发器出口气体 尿素 6.48Kg CO 3.92+4.15=8.07Kg 2 NH 4.39+3.21+0.17=7.77Kg 3 HO 323.41-1.70-41.99=279.72Kg 2 将一顿尿素换算成25t,h可得物料衡算表1 物料 闪蒸槽出口尿液 一段蒸发后尿液 一段蒸发蒸汽 闪蒸槽出口气体 Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h W, W, W, W, 组份 Ur 25168.77 75.08 24865.82 95.33 161.66 2.17 Bi 149.64 0.45 174.58 0.67 CO97.99 0.29 180.29 2.42 97.99 2.44 2 NH111.52 0.33 179.23 2.41 183.16 4.57 3 HO 7995.29 23.85 1043.35 4.00 6918.27 93.00 3727.88 92.99 2 O 2 N 2 33523.20 100.00 26083.75 100.00 7439.46 100.00 4009.03 100.00 总计 106 130 130 106 温度 (?) 44.15 33.35 33.35 44.15 压力 (Kpa) 3.10二段蒸发器 3.10.1条件 (1)二段蒸发器操作条件 压力 P=0.0033Mpa 温度 t=140? (2)二段蒸发蒸汽夹带尿素2.50Kg，蒸发过程中水解尿素3.63Kg，生成缩二脲 2Kg。 3.10.2计算 (1)水解尿素计算 消耗尿素 3.63Kg 18消耗HO 3.63× =1.09Kg 260 44生成CO 3.63× =2.66Kg 260 17生成NH 3.63×2× =2.06Kg 360 (2)生成缩二脲计算 生成缩二脲 2Kg 17 生成NH 2× =0.33Kg 3103 60 消耗尿素 2×2× =2.33Kg 103 (3)二段蒸发器出口熔融尿素 造粒、包装过程随空气及泄露尿素带走的水忽略不计，则熔融尿素含水量 3Kg， 尿素 997.35-2.50-3.63-2.33=988.89Kg 缩二脲 7+2=9Kg (4)二段蒸发器出口气体 尿素 2.50Kg CO 2.66Kg 2 NH 2.06+0.33=2.39Kg 3 HO 41.99-3-1.09=37.9Kg 2 3.11熔融尿素输送及造粒包装系统 3.11.1条件 (1)生成缩二脲1.0Kg (2)造粒粉尘损失尿素0.76Kg (3)成品包装储运损失尿素1.71Kg (4)随漏损尿素带走的水、缩二脲忽略不计。 (5)进出造粒塔的空气数量不变，不作计算。 3.11.2计算 (1)生成缩二脲计算 60消耗尿素 1×2× =1.17Kg 103 生成缩二脲 1Kg 17 放出氨 1× =0.17Kg 103 (2)成品尿素 尿素 988.89-0.76-1.71-1.17=987Kg 水 3Kg 缩二脲 9+1=10Kg (3)系统排放物料 氨 0.17 Kg 尿素 0.76+1.71=2.47Kg h可得物料衡算表2 将一顿尿素换算成25t, 物料 二段喷射泵B二段蒸发后尿液 二段蒸发蒸汽 入二表冷气体 用蒸汽 组份 Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h W, W, W, W, Ur 24707.04 98.80 62.35 5.80 62.35 2.16 Bi 224.46 0.90 CO 27.43 2.35 27.43 0.95 2 NH 29.44 2.47 29.44 1.02 3 HO 99.76 100.00 75.88 0.30 956.25 88.91 2751.93 95.47 2 O 11.47 0.40 2 N 11.47 0.40 2 99.76 100.00 25008.28 100.00 1075.47 100.00 2882.61 100.00 总计 188.90 45 140 温度(?) 1226.25 33.35 3.34 9.81 压力(Kpa) 3.12一段蒸发冷凝器 3.12.1条件 (1)一段蒸发冷凝器操作条件 压力 P=29.43Kpa 温度 t=45? (2)尾气带走物料 NH 0.91Kg CO 0.07Kg 32 (3)冷凝过程的不平衡程度按90,考虑，即各组分的平衡压力为气相实际分压 的90,。 (4)因未冷凝气量很少，冷凝液中各组分的平衡分压按气相物料全冷凝时计算。 3.12.1计算 (1)未冷凝气计算 45?时水的饱和蒸汽压为9.852Kpa，冷凝液中NH、CO、尿素含量不高，32故符合稀溶液的依数性。 冷凝液中水的摩尔数约为96,，则水蒸汽实际分压 0.96P=9.582× =10.51Kpa 水0.9 据测定值，与溶液呈平衡的氨分压为7.50Kpa,CO分压为0.25Kpa。 2 7.50故P= =8.34Kpa 氨0.9 0.25P= =0.27Kpa 二氧化碳0.9 漏入系统空气的分压为: P=29.43-10.51-8.34-0.27=10.23Kpa 空气 未冷凝气中水蒸汽 0.910.0710.51×18 HO:( ， ) =1.21Kg 217448.34+0.27 进入一段蒸发冷凝器的空气量相等，不作计算。 (2)一段蒸发冷凝液 CO 8.07+3.16-0.07=11.16Kg 2 NH 7.77+6.53-0.91=13.39Kg 3 HO 279.72+145.37-1.21=423.88Kg 2 尿素 6.48Kg 将一顿尿素换算成25t,h可得物料衡算表3 物料 二段喷射泵B二段蒸发后尿液 二段蒸发蒸汽 入二表冷气体 用蒸汽 组份 Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h W, W, W, W, Ur 24707.04 98.80 62.35 5.80 62.35 2.16 Bi 224.46 0.90 CO 27.43 2.35 27.43 0.95 2 NH 29.44 2.47 29.44 1.02 3 HO 99.76 100.00 75.88 0.30 956.25 88.91 2751.93 95.47 2 O 11.47 0.40 2 N 11.47 0.40 2 99.76 100.00 25008.28 100.00 1075.47 100.00 2882.61 100.00 总计 188.90 45 140 温度(?) 1226.25 33.35 3.34 9.81 压力(Kpa) 3.13二段蒸发冷凝器 3.13.1条件 (1)二段蒸发冷凝器操作条件 二段蒸发冷凝器以液氨为冷却介质。 压力 P=2.93Kpa 温度 t=15? (2)冷凝液NH,CO=2.5(摩尔比) 32 (3)因泄露进出系统的空气量不作计算。 (4)因未冷凝气中氨含量很小，故设其全冷凝时的浓度与实际浓度相差不大， 溶液中氨的体积摩尔浓度为1.5mol?L. 15?时，水的饱和蒸汽压为1.704Kpa，溶液水的摩尔浓度约为94,. (3) 设各组分与溶液呈平衡的分压为实际气相分压的90,. 3.13.2计算 )未冷凝气计算，据上述条件及测定数据可求得各组分平衡分压为: (1 NH 0.89Kpa 3 CO 0.06Kpa 2 HO 1.704×0.94=1.60Kpa 2 各组分气相实际分压为: 0.89 P= =0.99Kpa 氨0.9 0.06 P= =0.06Kpa 二氧化碳0.9 1.60 P= =1.78Kpa 水0.9 P=2.93-0.99-0.06-1.78=0.10Kpa 空气 设气相中有CO:XKg，NH:YKg 23 17X0.06 = 44Y0.99 44(1.18-Y) =2.5 17(1.1-X) 联立解得，未冷凝气中: X(CO) 0.02Kg 2 Y(NH) 0.14Kg 3 0.020.141.78×18HO ( + ) =0.27Kg 244170.99+0.06 (2)二段蒸发冷凝液 CO 2.66-0.02=2.64Kg 2 NH 2.39-0.14=2.25Kg 3 HO 37.9-0.27=37.63 2 尿素 2.50Kg 将一顿尿素换算成25t,h可得物料衡算表4、5 物料 二表冷出口液体 二表冷未冷凝气入二循一冷冷凝入二循二冷冷凝 体 液 液 组份 Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h W, W, W, W, Ur 62.35 2.20 3.83 2.03 58.52 2.03 Bi CO27.43 0.97 1.68 0.89 25.75 0.89 2 NH29.43 1.04 1.81 0.96 27.62 0.96 3 HO 2711.73 95.79 40.19 77.80 181.13 96.12 2769.86 96.12 2 O 11.47 22.20 2 N 11.47 22.20 2 2830.95 100.00 51.66 100.00 188.46 100.00 2881.76 100.00 总计 40 40 40 40 温度 (?) 9.81 9.81 313.92 255.06 压力 (Kpa) 物料 造粒塔粉尘损失 入喷头熔融尿素 尿素损失 尿素成品 Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h W, W, W, W, 组份 Ur 18.80 0.008 24739.32 98.68 45.52 100.00 24675 98.70 Bi 249.4 1.00 250 1.00 CO 2 NH4.118 0.002 4.11 0.02 3 HO 8524.67 3.39 75.88 0.30 75 0.30 2 O56565.96 22.51 2 N186143.75 74.09 2 251257.45 100.00 25008.28 100.00 45.52 100.00 25000 100.00 总计 65.5 140 温度,70 ,70 (?) 101.00 101.11 101.11 101.11 压力 (Kpa) 第四章蒸发阶段热量衡算 4.1闪蒸槽 4.1.1计算依据 收入物料 二段分解塔出口尿液 0.3Mpa 125,150? 尿素 1010.68Kg 甲胺 10.81Kg 缩二脲 6Kg 氨 4.60Kg 水 628.27Kg 计 1660.36Kg 支出物料 (1)闪蒸槽出口气体 0.04Mpa t? NH 4.62Kg 3 CO 5.39Kg 2 HO 304.86Kg 2 计 314.87Kg (2)闪蒸槽出口尿素溶液 0.04Mpa t? 尿素 1010.66Kg 甲胺 5.42Kg 缩二脲 6.0Kg 氨 2.27Kg 水 323.41Kg 计 1347.76Kg (3)闪蒸槽分解的甲胺与蒸出过剩氨数量不大，故对分解热的计算过程进行适 当的简化。 (4)尿素水溶液带入、带出热量的计算，不考虑其他组分的存在。 (5)闪蒸槽进出口尿素水溶液浓度相差不大，浓缩热忽略不计。 4.12计算 )尿素溶液带入热量 (1 取尿素水溶液平均比热容C2.845KJ?(Kg•?) P ΔH=-1660.36×2.845(140-25)=-493058KJ 1 (2)尿素水溶液带出热量ΔH 2 设溶出口温度为t?，取尿素水溶液平均比热容2.783 KJ?(Kg•?) ΔH=1347.76×2.783(t-25)=3984t-99593KJ 2 (3)甲胺分解热ΔH 3 甲胺熔融热 20306KJ?Kmol 甲胺生成热 -159350KJ?Kmol ΔH=(10.81-5.42)(159350-20306)?78=10071KJ 3 (4)氨水分解热ΔH 4 气氨在水中积分溶解热为: 入口氨水 1.08, -2048.44KJ 出口氨水 0.34, -2050.77KJ ΔH=4.60×2048.44-2.27×2050.77=7750KJ 4 (5)闪蒸槽带走热量ΔH 5 设气体出口温度为100? 各组分焓值如下: 0.101Mpa、25?时，i=1766.485KJ?Kg 氨 0.004Mpa、100?时，i=1933.01KJ?Kg 氨 0.101Mpa、25?时，i=728KJ?Kg 二氧化碳 0.001Mpa、100?时，i=794.96KJ?Kg 二氧化碳 0.101Mpa、25?时，i=104.6KJ?Kg 水 ΔH=4.62(1933.01-1766.485)+3.187(794.96-728)+66.131×(2683.39-104.6)5 =171792KJ (6)热损失ΔH 6 闪蒸槽规格φ=550，H=2910，保温厚度90mm π22 散热面积F=(0.55+2×0.009)×2.91π+2× (0.55+2×0.09)=7.5m 4 保温层表面温度与环境温度差值15.8? 据尿素合成塔热量平衡计算，小时散热量为: 250×7.5×15.8=5807KJ?h 24 吨尿素热损失ΔH=5807× =995KJ 6140 (7)闪蒸槽热量平衡 -493059+3984t-99593+10071+7750+171792+995=0 解得t=100.915? 与假设尿素出口温度基本相符。 4.2一段蒸发器 4.2.1计算依据 收入物料 闪蒸槽来尿素溶液 0.044Mpa 100? 尿素 1010.66Kg 甲胺 5.42Kg 缩二脲 6.0Kg 氨 2.27Kg 水 323.41Kg 计 1347.76Kg 4.2.2出一段蒸发器尿素溶液 0.033Mpa，130? 尿素 997.35Kg 缩二脲 7.0Kg 水 41.99Kg 计 1046.34Kg 4.2.3一段蒸发气体 0.033Mpa，130? 尿素 6.48Kg NH 7.77Kg，0.0006Mpa 3 CO 8.07Kg，0.0003Mpa 2 HO 279.72Kg,0.0321Mpa 2 计 302.04Kg，0.033Mpa 4.2.4出一段蒸发器热能回收段物料 取一段蒸发器热能回收段尿素出口温度100?，压力0.04Mpa，取尿素溶液 含水18,. 设甲胺、过剩氨全部在此分解进入气相，设缩二脲的生成，尿素的水解全部 发生在加热段。 液相 0.04Mpa 100? 尿素 1010.66Kg 缩二脲 6.0Kg 水 180.22Kg 计 1196.88Kg 气相 0.04Mpa 100? NH 4.63Kg 0.0009Mpa 3 CO 3.06Kg 0.0003Mpa 2 HO 143.19Kg 0.0388Mpa 2 计 150.88Kg 0.04Mpa 4.2.5缩二脲的显热并入尿素计算，缩二脲生成热忽略不计，尿素浓缩热量数量 不大，并入加热段计算。 4.2.6计算 (1)尿素溶液带入热量ΔH 1 据闪蒸槽热量平衡计算 ΔH=-302452KJ 1 (2)甲胺分解热ΔH 2 甲胺熔融热20306KJ?Kmol 甲胺生成热-159350KJ?Kmol ΔH=5.42(159350-20306),78=11835KJ 2 (3)氨水分解热ΔH 3 气氨在水中积分溶液热为: 2.27×100,氨水浓度: =0.34,，积分溶解热:-490.1447KJ?Kg 2.27+323.41 ΔH=1.407×490.1447=690KJ 3 (4)出热能回收段尿素溶液带出热ΔH 4 取尿素水溶液平均比热容2.625KJ?Kg ΔH=1196.88×2.625(100-25)=243059KJ 4 (5)出热能回收段气相带出热ΔH 5 0.101Mpa，25?时，i=1766.485KJ?Kg 氨 0.0009Mpa，100?时，i=1934.263KJ?Kg 氨 0.101Mpa，25?，i=728KJ?Kg 二氧化碳 0.0003Mpa，100?时，i=794.96KJ?Kg 二氧化碳 0.101Mpa，25?时，i=104.6KJ 水 0.0388Mpa，101?时，i=2661.024KJ 水 ΔH=4.301(1934.263-1766.485)+3.745(794.96-728)+188.823(2661.024-104.6) 5 =48368KJ (6)尿素水解热ΔH 6 25?时尿素生成热为 28470.2KJ?Kmol 甲胺生成热 -159350KJ?Kmol 甲胺熔融热20306KJ?Kmol 一段蒸发水解尿素4.5Kg ΔH=45.66(159350-28470.2-20306)60=8293KJ 6 (7)尿素浓缩热ΔH 7 323.41×60进入一段蒸发器尿素溶液水尿比: =1.362(摩尔比) 1010.66×18 41.99×60 离开一段蒸发器尿素溶液水尿比: =0.139(摩尔比) 997.35×18 水尿比为1.362时，尿素溶解热:-279KJ?Kg 水尿比为0.139时，尿素溶解热:-307KJ?Kg ΔH=1010.66×279-997.35×307=-12792KJ 7 (8)出一段蒸发器气体带出热量ΔH 8 0.0006Mpa，130?时，i=1999.952KJ?Kg 氨 0.0003Mpa，130?时，i=800.665KJ?Kg 二氧化碳 0.0321Mpa，130?时，i=2742.612KJ?Kg 水 夹带尿素平均比热容，1.992KJ?(Kg•?) ΔH=6.48×1.992(130-25)+7.77(1999.952-1766.485)+8.07(800.665-758)+279.728 (2742.612-104.6) =974468KJ (9)出一段蒸发器尿素溶液带出热量ΔH 9 取尿素平均比热容 1.992KJ?Kg•? 取水的平均比热容 4.1868KJ?Kg•? 溶液比热容 C=(0.95+0.007)×1.992+0.04×4.1868=2.079KJ?(Kg p •?) ΔH=1046.34×2.079(130-25)=227990KJ 9 (10)热损失ΔH 10 1 热能回收段热损失ΔH 10 热能回收段规格φ500，H=4500，保温层厚度100mm，在此保温条件下，保 温外表温度与环境温度差为16.8?。 π22 散热面积(0.5+0.1×2)π×4.5+ (0.5+0.1×2)=10.3m 4 据尿素合成塔热平衡计算: 小时散热量为:49(传热系数)×10.3×16.8=8479KJ 80001 ΔH=8479KJ× =1454KJ 10200000 11 加热段及分离段热损失ΔH 10 分离段φ2000，H=4596，保温层厚度90mm 加热段φ500，H=1500，保温层厚度100mm 在此保温条件下，分离段保温层外表温度与环境温度差为15.8?，加热段为 16.8?。 π22散热面积:分离段(2+0.09×2)π×4.596+2× (2+0.09×2)=38.9m 4 2加热段:(0.5+0.1×2)π×1.5=3.3m 小时散热量 49×38.9×15.8+49×3.3×1638=32833KJ =5629KJ 800011 ΔH=32833× =5629KJ 10200000 ΔH=1454+5629=7083KJ 10 (11)一段分解气体冷凝放热ΔH 11 1 热平衡方程:ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH=0 111234510 ΔH-302452+11835+690+243059+483684+1454=0 11 ΔH=-438270KJ 11 (12)热负荷ΔH 12 热平衡方程:ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH+ΔH=0 1236789101112 -302452+11835+690+8239-12792+974468+227990+7083-438270+ΔH=0 12 ΔH=-476845KJ 12 4.3二段蒸发器 (1)计算依据 收入物料 一段蒸发器来尿素溶液 0.033Mpa 130? 尿素 995.916Kg 缩二脲 7.0Kg 水 41.197Kg 计 1044.413Kg (2)二段蒸发器出口尿素溶液 -33.33×10Mpa 140? 尿素 988.665Kg 缩二脲 9.0Kg 水 5.0Kg 计 1002.665Kg (3)二段蒸发气 -33.33×10Mpa 140? NH 1.18Kg 3 CO 1.1Kg 2 HO 36.047Kg 2 尿素 3.421 计 41.748Kg (4)缩二脲生成热，尿素浓缩热均忽略不计。 4.3.1计算 (1)尿素溶液带入热量ΔH 1 据一段蒸发器热量平衡 ΔH=-227990KJ 1 (2)熔融尿素带出热ΔH2 取熔融尿素平均比热容 C=1.992KJ,Kg•? p ΔH=1002.665×1.992(140-25)=229690KJ 2 (3)二段蒸发气带出热ΔH 3 0.101Mpa,25?时，i=1766.485KJ,Kg 氨 -6 1.1×10Mpa，140?时，i=2016.688KJ,Kg 氨 0.101Mpa，25?时，i=728KJ,Kg 二氧化碳 -5 4.0×10Mpa，140?时，i=831.095KJ,Kg 二氧化碳 0.101Mpa，25?时，i=104.6J,Kg 水 -3 3.18×10Mpa，140?时，i=2761.44KJ,Kg 水 夹带尿素比热容取1.992KJ,Kg•? ΔH=1.18(2016.688-1766.485)+1.1(831.095-728)+36.047(2761.44-104.6)3 +3.421×1.992(140-25)=96963KJ (4)尿素水解热ΔH 4 尿素水解量1.5Kg 25?时，尿素生成热 28470.2KJ,Kmol 甲胺生成热 -159350KJ,Kmol 甲胺熔融热 20306KJ,Kmol ΔH=1.5(159350-28470.2-20306),60=2764KJ 4 (5)热损失ΔH 5 分离段规格φ1600，H=5000，保温层厚度，90mm 加热段规格φ300，H=1912，保温层厚度，100mm 在此条件下，保温层外表面温度与环境温度差值分离段为15.8?，加热段为 16.8?. 2ππ22分离段散热面积:(1.6+0.009×2)π×5+ (1.6+0.09×2)× =32.9m 44 π22加热段散热面积:(0.3+0.1×2)π×1.912+(0.3+0.1×2)× =3.2m 4 2F=32.9+3.2=36.1m 据尿素合成塔热平衡计算: 小时散热量为49×32.9×15.8+49×3.2×16.8=28105KJ 24ΔH=28105× =4818KJ 5140 (6)热负荷ΔH 6 热平衡方程:-227990+229690+96963+2764+4818+ΔH=0 6 -227990+229690+96963+2764+4818+ΔH=0 6 ΔH=-106245KJ 6 第五章蒸发造粒系统改造 在尿素装置增产节能改造中，对蒸发造粒系统的技改要求，一是提高本工序设备的生产能力和降低汽耗;二是确保和提高产品质量;三是洗涤回收一段蒸发蒸汽中的尿素。 蒸发造粒系统的技改在整个装置改造中占有相当的地位，一下将介绍整个改造细节。 5.1增设尿液预浓缩器 尿素装置增产后，要提高蒸发系统的生产能力，增设预浓缩器是简单易行的措施。尿液预浓缩器设置在入闪蒸槽前的管路上，利用膨胀槽的余热，使尿液浓度由70,提高到74,。为此，闪蒸槽容积应适当加大。如增产幅度不大，将闪蒸槽气相管改大即可，并增设闪蒸槽冷凝器，用氨冷凝器回水作冷却用水，不增加循环冷却水量，可提高一段蒸发和一段冷凝的能力，对一段真空度没有影响。 5.2扩大一蒸加热器热利用段面积 一蒸加热利用段在预分离及预蒸馏过程中发挥了极大作用，因蒸馏气的CO2分压提高，可使NH,CO降至15,,16,，充分吸收预蒸馏气中的CO，既322增加了一吸塔的生产能力，又提高了甲胺生成热能的回收率，使装置生产能力提高，汽耗进一步下降。 5.3选择合适的管径，确保产品质量 适当放大一、二蒸分离器的下液管径及中间U形管径，使一、二蒸分离器不存液。否则，缩二脲量会增加很快。在放大管径的改造中，尤需注意U形管的管径，放的过大则流速减慢，U形管中缩二脲生成量增大，并导致在一蒸分离器中存液，通过二蒸加热器的流速减慢，使缩二脲含量进一步增加。 5.4二蒸加热器的面积和材质 5.4.1二蒸加热器面积 二蒸加热器面积与装置产量要匹配。产量低时，尿液在加热器列管中的流速减慢，缩二脲增高。二蒸加热器的生产能力会随着生产负荷的提高而上升，正常生产时的缩二脲含量低于0.9,。因为物流速度上升后，传热系数上升，此时必须加大高压蒸汽的进汽管径和疏水管径，并把疏水器改为液封自流式，蒸汽量供不上或蒸汽冷凝液疏不出均会影响加热面积的有效利用。 2140 t,d的小尿素装置，二蒸加换热面积为4.5m，缩二脲含量为1.1, 。把 2有32根列管的二蒸加热器堵掉4根换热管后，换热面积减为4.0m左右，缩二脲含量降到1.0,以下。二蒸加的供汽管径设计为巾38mm，供汽量只够正常浓度的尿液蒸发用，但原始开车或短停后开车时，尿液浓度低，蒸发系统开车需较长时间的循环才能达到二段正常的温度和真空度，不仅影响尿素造粒时间，且第一批产品质量不合格，缩二脲含量为3,4,。在将供汽管径改为57mm后，缩短了蒸 发到造粒的时间。另外，也可将合成塔原始开车的出料或短停后开车的出料先放人尿液槽贮存，待出料1h后再开始蒸发。蒸发系统采用真空进料很快就能达到正 常工艺指标，可即刻造粒，产出合格的尿素产品。 2小尿素装置二版设计180 t,d时，二蒸加面积为5.6m，成品缩二脲不合格;日产要到210 t，缩二脲含量才能达到1.0,。核算此时单位面积的生产能力为37.65t 2,(m•d)。从湖南智成化工有限公司的实际数据分析，单套设计能力为240t, 22d时， 二蒸加面积为7.5m，生产能力为32t,(m•d)，缩二脲含量大于1.0,; 2当日产280t时，缩二脲才达到1.0,，此时生产能力为37.33t,(m•d)，与小尿素 2厂5.6m的二蒸加热器数值相似;日产410 t时，达到优级品指标(缩二脲含量 2?0.9,)，生产能力54.66t,(m•d)。因此可以得出结论:产品质量为一级品时， 2二蒸加热器单位面积生产能力需在35t,(m•d)以上;达到优级品，生产能力需在 25Ot,(m•d)以上。同时也可说明，只要加热蒸汽供量充足，疏水系统畅通，每单位面积的蒸发效率将随着产量的上升而上升。 (6m。时，产量可达310t,d;为7(5 根据实际生产数据分析:二蒸加面积为5 2m时可达45Ot,d。从而可以推算出l10Kt,a的中型厂，二蒸加面积为l1 m 时， 2可日产尿素660 t;13m时，可日产尿素780t。 5.4.2二蒸加热器的材质 二蒸加的列管材质设计为316L不锈钢，在装置低负荷生产时，可使用1a左右，负荷上升后，气液流上升速度加快，由于尿液缺氧，磨蚀加剧，使用不到半年(若管端焊接质量不好，使用寿命不到1个月)就蚀穿失效。湖南智成化工有限公司1986年换用钛合金材料(仅列管及管板使用)后，一劳永逸地解决了此问题，最大 2生产负荷曾达55t,(m•d) 以上。此经验后来在多家小尿素厂采用，效果均不错。 5.5蒸发系统增产技术与降低氨耗技术改进同步进行 5.51一段蒸发二次蒸汽的洗涤技术 中型尿素厂早期蒸发系统的洗涤技术，如鲁南的分步冷凝法，巨化的二表液循环洗涤法，为分步冷凝或洗涤，其工艺控制温度在70 C，通过部分二次蒸汽冷凝把夹带其中的尿素洗涤下来。 一段蒸发二次蒸汽在冷凝后的一表液中含有1.5,左右的尿素，预蒸馏工艺装置的吨尿素一表液量约为430kg，尿素在一表液中损失量约为6.5Kg。若工艺冷凝液合理使用，即吨尿素用一表液100Kg补入二表液中作二循一、二冷的吸收用 水，则330Kg一表液经解吸后，从废液排放掉的尿素为5Kg。 在小尿素装置中，蒸发加热器和分离器是上下一体结构，分离效果较差，所以在一表液中尿素含量,2,。采用二次蒸汽洗涤技术后，经洗涤，解吸废液中尿素含量降至0.1,，回收率达95,以上。 5.52高、低压深度水解技术的应用 STAC和SNAM公司使用高压蒸汽(温度19O,235?)深度水解技术已在部分大型尿素装置中使用，中、小尿素厂由于没有高压蒸汽，加之技术投资昂贵，推广应用有一定的难度。仅有部分中型厂使用化四院在200kg,a尿素装置上采用2.5 Mpa蒸汽深度水解的技术。 美国盂山都公司的低压深度水解技术已在盘锦、川化投入使用，由于专利费用高，在中、小型厂推广也有相当难度。国内寰球公司设计的低温水解技术已在德州两套尿素装置上使用，该技术在中、小型尿素厂推广有一定的发展前景，但技术投资和生产费用与生产成本相抵，工厂无经济效益，但对中等城市解决环保问题还是有益的。 小尿素厂一般位于城郊，采用蒸发二次蒸汽洗涤技术最适宜。该技术投资小， 回收尿素可达95,。 5.6造粒系统 5.6.1熔融泵应具有液位自调节性能 1966年引进装置中的熔融泵设置在框架的二层，由于有液位自动调节功能，操作工不用担心泵会抽空或二蒸分离器中存液事故的发生。 湖南智成化工有限公司1970年投产时，用扬程96m的水泵代用， 由于熔融泵入口管液位不能自调，给生产造成极大的被动。通过探索进口泵的特性并与长沙水泵厂合作，设计制造出了我国第一代尿素熔融泵，成功地实现了熔融泵进口 液位的自调功能，也解决了当时中型厂产品质量不合格的问题。该泵型号为65FN一5O，当时应用于8O,110Kt,a尿素装置上。智成化工有限公司建16m造粒塔后，产量达到250Kt,a，仍使用此熔融泵，仅把出入口管径放大，泵的打液量随出入口管径放大而自动提升，液位自调性能不变。 5.62采用大颗粒的造粒喷头 小尿素装置配置9m直径的造粒塔，生产能力可到100,110 Kt,a，0.8,1.5 mm颗粒可达95,以上，但10.mm颗粒占6O,，且有一定量的粉尘。在尿素市场不景气年代，粒度小且不均匀，很难与国内大、中型厂的尿素相竞争。为此，小尿素厂采取了多种方法，有条件的厂直接引进大颗粒造粒装置;但多数厂为了获得大颗粒尿素，采用了降低喷头旋转速度的方法，由于尿液喷出时的温度高，有些到塔底箅子板处还未凝固成粒，粉尘也多，包装后，在包装袋内严重结块，影响销售;也有单位采用“颗粒沸腾层床冷却”装置和旋风分离除尘装置。另外，还有仅仅采用把喷头孔径稍扩大制成所谓大颗粒喷头，喷头也采取低速旋转，此法出塔粒子温度较高，空心颗粒多，落到箅子板上的粉碎率高。某厂在使用此型喷头后，包装前过筛的粉尘达到产量的5,。可见，以降低喷头转速来获得大颗粒尿素的效果较差。要解决此问题，可采用以下方法。 (1) 采用湖南智成化工有限公司王绪芳设计的2.0mm大粒径喷头。该喷头是在 传统喷头基础上改造而来的，对三种孔径(上、中、下三段喷孔孔径)的喷 孔根据产量大小适当扩孔，特别是中段喷孔，喷头转速不变，生产量因孔 径扩大而提高，粒径较均匀，无粉尘，2mm粒径的颗粒占60,以上，出塔 尿素颗粒温度正常。此技术已在多家小尿素厂使用。 (2) 采用原化四院王士珍设计的喷头。该喷头在安阳新建16m造粒塔上使用， 据说所获得尿素颗粒粒径和均匀度均达到预期的要求。但该喷头对造粒塔 的高度要求较高，安阳新建塔高78m，发挥了该喷头各方面的效能。 5.63大颗粒装置 在斜置旋转的圆筒内喷人品种和95,的尿素熔融液，再喷人表面凝固剂(甲醛溶液)，所得尿素粒径在2,4mm，小于或大于此粒径颗粒经分筛、粉碎后作品种用。旋转筒中吹人热风脱水，分筛后进人另外一个回转筒，吹人冷风冷却。 第六章一段蒸发器的设计 6.1一段蒸发器初步定型 一段蒸发器是将来自闪蒸槽温度约为90?,71,重量浓度的尿素溶液，在 0.033Mpa(绝压)下，经过热能回收段和蒸汽加热段被加热到130?，重量约为96,的尿液。在分离段分离出的尿液去二段蒸发器。一段蒸发器的蒸发气与闪蒸槽的闪蒸气一起送去一段蒸发冷凝器冷凝。热能回收段和蒸汽加热段壳体内径约为500mm。热能回收段管壳式热交换器由147根φ25×2，长度为4500mm的 200Cr17Ni14Mo2超低碳无缝不锈钢组成。总换热面积为50m。蒸汽加热段由147根φ25×2，长度为1500mm的00Cr17Ni14Mo2超低碳无缝不锈钢管组成。总换 2热面积为12m分离段的内径为2000mm。在分离段的上部设有直径为600mm的旋流除雾器，以进一步除去气相夹带的雾沫。设备总高约为9900毫米。设备总量约为4.65t。 分离段包括旋流除雾器和蒸汽加热段的上、下管板以及热能回收段底封头用00Cr18Ni10超低碳不锈钢制作。其余与介质接触的零部件用00Cr17Ni14Mo2超低碳不锈钢制作。 6.2蒸发工艺的设计计算 6.2.1蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用试差法。 (1) 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件(如加热蒸汽压强及冷凝器的压强)，蒸发器的形式、流程和效数。 (2) 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。 (3) 根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。 (4) 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 (5) 根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤(3)至(5)，直到所求得各效传热面积相等为止。 6.2.2各效蒸发量和完成液浓度的估算 本设备处理的溶液为来自闪蒸槽的尿素溶液;其组成为尿素1010.66×25=25266.5Kg,h，CO3.92×25=98 Kg,h，NH=4.39×25=109.75 Kg23 ,,HO=323.41×25=8085.25Kg,h。处理要求为使原料液组成变为尿素2 997.35×25=24933.75Kg,h，水1049.75Kg,h，缩二脲7×25=175Kg,h。排出的 气体有尿素6.48×25=162Kg,h，CO=201.75Kg,h，NH=7.77×25=194.25Kg,23h,HO=279.72×25=699.3Kg,h。 2 890×1000原料液加料量 F= =37083.33 kg/h 24 x0.120总蒸发量 W=F(1- )=37083.33×(1- )=28183.33 kg/h x0.503 x式中:W— 总蒸发量 kg/h;F — 进料流量 kg/h; —初始液浓度; 0x— 完成液浓度。 n 因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即 W=W=W=9394.44123 WWW、、分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。 312 Fx0各效完成液的浓度为:x= =16.7, 1F-W1 Fx0 X= =24.32, 2F-W-W12 Fx0 X= =50, 3F-W-W-W123 xx其中: —— 第一效完成液浓度; ——第二效完成液浓度; 12 x ——第三效完成液浓度。 3 6.2.3溶液沸点和有效温度差的确定 , P选定加热蒸汽压强=600kpa，冷凝器中的操作压强P=30kpa: n1 其它各效二次蒸汽的压强按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即: , P-P1nΔP= ,n) n 故第i效二次蒸汽压强为: , P=P-Iδp 1i 式中 ΔP—— 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差; P 第一效加热蒸汽的压强; 1 ' —— 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强。 Pn , 第一效 P=P-ΔP=600-190 11 , 第二效 P=P-ΔP=600-2×190=220Kpa 22 , 第三效 P=P-ΔP=600-3×190=30Kpa 33 由各效的二次蒸汽压强，查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热列于表2-1。 表2-1不同压力下蒸汽温度和汽化潜热 效数 1 2 3 参数 '410 220 30 P二次蒸汽压强,kPa i , 144.26 123 66.5 二次蒸汽的温度T/ i? , 2135.88 2196.92 2333.7 气化潜热rKJ,Kg i 致谢 我在这一次的毕业设计中，遇到了很多本身无法解决的难题，得到了许多老师、同学、朋友的大力帮助和鼓励。 特别是我的指导老师—李丽芳老师，对我此次设计给予了很多宝贵的指导意见。再次我对李丽芳老师以及曾帮助过我的一些同学朋友表示深深的感谢。 参考文献 ,1,黄立本,张立基,赵旭涛.ABS树脂及其应用，北京:化学工业出版社，2001.9:1~12 ,2,钱伯章 .ABS树脂的国内外市场分析.橡塑技术与装备，2008,7:30~37 ,3,赵德仁,张慰胜.高聚物合成工艺学,北京:化学工业出版社,2009,8:252 ,4,黄璐，王保国 .化工设计 ，北京:化学工业出版社，2001.2:114~172 ,5,刘光启等 .化学化工物性数据手册有机卷，北京:化学工业出版社，2002.5 ,6,刘光启等 .化学化工物性数据手册无机卷，北京:化学工业出版社，2002.5 ,7,赵红玲、王凤坤等译.气液相物性估算手册.北京:化学工业出版社，2006.3: 377~387 ,8,贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社，2002.8:18~28 ,9,中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册.北京:化学工业出版社， 2009.8:2~87页 ,10,化学工程编辑部.化学工程.北京:化学工程编辑部，搅拌槽内盘管换热器管外传热系 数和功率的关联.1982. 第6期. ,11,柴诚敬.化工原理(上).北京:高等教育出版社，2005.6;226~231. ,12,宋苛苛.压力管道设计及工程实例[M].北京:化学工业出版社，2007:7:;7,89. ,13,董大勤.化工设备机械基础,M,.北京:化学工业出版社，2003.1:194,198 ,14,王松汉.石油化工设计手册.北京:化学工业出版社，2009.10(3) ,15,汤金石，赵锦泉.化工过程及设备[M].北京:化学工业出版社，2006:343,349.