年产52万吨尿素合成工段设计毕业论文

北京化工大学毕业设计（论文）第31页诚信声明本人声明：我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下进行的研究工作及取得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果。与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢意。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承担。

申请学位论文与资料若有不实之处，本人承担一切相关责任。本人签名：王耀翔日期：2012年4月4日

毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：年产52万吨尿素合成工段设计学院：专业：化学工程与工艺班级：蒙化升101学生：王耀翔指导教师：庞利纹1．设计（论文）的主要任务及目标（1）、学生根据选毕业论文的题目，到各有关单位进行现场实习和调研，搜集并整理有关资料、文献。（2）、学生根据实习和调研所掌握的资料，对论文题目中所涉及的问题进行分析论证，提出见解，最终完成论文。（3）、学生要运用所学的专业知识，了解化工方法和所用原理，提高学生分析问题和解决问题的能力，培养良好的职业道德和专业素质以及实事求是的科学态度。2．设计（论文）的基本要求和内容（1）.提高学生综合运用知识的能力。（2）.培养学生应用文献资料的能力。（3）.要求学生能够运用科学的研究方法和工程技术解决实际问题。3．主要参考文献[1]？？？[2]？？？[3]？？？4．进度安排设计（论文）各阶段名称起止日期1毕业设计定题2012.1.3~2012.1.62查阅、收集、整理相关资料2012.1.7~2012.2.13撰写毕业设计说明书2012.2.2~2012.3.14画图2012.3.2~2012.3.205整理、修改毕业设计说明书及图纸2012.3.21~2012.4.66中期检查2012.4.77修改毕业设计说明书及图纸2012.4.8~2012.5.4

目录TOC\o"1-5"\h\z\u第一章工艺技术规程 51.1装置简介 51.2原料及产品 51.3工艺原理 61.3.1工艺原理 6尿素合成原理 6汽提原理 6分解原理 6吸收原理 7解吸原理 7水解原理 71.4主要生产工序 81.4.1二氧化碳压缩工序 81.4.2.尿素合成和高压回收工序 81.4.3中低压甲铵分解和回收工序 8在1.7Mpa(G)压力下的中压分解及回收工序: 81.4.4尿素浓缩及造粒工序 91.4.5工艺冷凝液处理工序 91.5工艺流程说明 101.5.1尿素合成和高压回收 101.5.2中压、低压尿素的提纯和回收 101.5.4尿素造粒 111.5.5工艺冷凝液处理 121.5.6蒸汽系统 121.5.7冲洗管网 121.5.8二氧化碳压缩流程 131.5.81二氧化碳气体流程 13透平冷凝液流程 13润滑油系统流程 14控制油流程 14第二章CO2汽提法尿素装置余热利用的分析 162.1气提法的热量 162.2余热损失分析 162.2.10.07MPa蒸汽、冷凝液系统热量损失较大 162.2.2高压调温水热量回收利用率低 172.3余热回收利用探讨 182.3.1工艺条件估计 182.3.2尿液预浓缩器的应用 182.4节能估算及热量平衡 202.5经济效益浅析 21第三章工艺计算 223.1基础数据 223.1.1.分子式：CO2 223.1.2.分子式:NH4 223.2热量衡算 233.3转化器工艺计算 243.4氨碳比的公式及应用 263.5水碳比的公式及应用 273.6转换器物料横算 27

第一章工艺技术规程1.1装置简介尿素装置是1988年经国家计委批准立项，与合成氨装置一同建成。设计生产能力年产52万吨尿素,30万吨合成氨。于1994年开工建设，1996年建成投产。该项装置采用意大利斯纳姆公司氨汽提工艺技术，主要工序有二氧化碳压缩工序、尿素合成和高压回收工序、中低压甲铵分解和回收工序、尿素浓缩及造粒工序、工艺冷凝液处理工序。整个装置工艺特点：配有与合成塔等压的氨汽提塔，氨汽提分离出的NH3和CO2，在合成压力下冷凝返回合成塔，其冷凝热可以产生低压蒸汽，节约能源。尿素合成采用较高NH3/CO2，高NH3/CO2减轻了设备腐蚀，钝化空气量得以减少，从而减少了放空气中的氨损失和爆炸危险。在合成回路中采用液氨为动力的喷射器来循环甲铵，节省投资，运行稳定。汽提塔使用钛材，允许在200℃设计中低压两段未反应物回收系统，操作弹性大。1.2原料及产品原料为来自合成装置的液氨和气体二氧化碳，生产的尿素颗粒产品送往成品。液NH3：状态：液态压力：≥2.26Mpa(A)温度：≤35℃组分：NH3：99.9%（wt）min水份：0.06%（wt）max油：＜8ppm(wt)max溶解气：＜0.02%（wt）maxCO2：状态：气态压力：≥0.14Mpa(A)温度：≤35组分：CO2：98.5%体积含量H2S：＜6mg/Nm3(以S计)惰性气体：＜1.5%（体积）（H2＜1.3%）H2O：饱和甲醇：＜150ppm（体积）max1.3工艺原理1.3.1工艺原理尿素合成原理由液氨和二氧化碳气体在高温和高压下合成尿素,这是一个可逆的放热反应,实际上合成尿素的过程分为二步进行。第一步是由氨和二氧化碳生成中间产物氨基甲酸铵,反应式如下:2NH3(L)+CO2(G)NH2COONH4(L)+Q这是一个强放热的可逆反应.第二步是由甲铵脱水生成尿素,反应式如下:NH2COONH4CO(NH2)2+H2O-Q这是一个可逆微吸热反应，这个反应是尿素合成塔过程中的控制反应，其反应是在液相中进行。汽提原理合成塔出来的尿液混合物中,过剩的氨在汽提塔受热释放出来,使气相中的氨分压增加,气相中的二氧化碳分压降低,原来的气液平衡被打破,使液相中的二氧化碳不断析出到气相,从而使甲铵分解,如此连续进行一个过程,达到了氨自身汽提的目的。分解原理对于汽提后的溶液中仍有少量未转化生成尿素的甲铵和过剩氨，由于甲铵的生成反应是放热和体积缩小的过程，所以甲铵分解是体积增大，吸热的反应，因此，减压加热有利于甲铵分解，同时升高温度使氨和二氧化碳在溶液中的溶解度大大降低，使氨和二氧化碳从尿素溶液中分离出来。吸收原理氨和二氧化碳吸收过程是一个气体溶解在液体中的物理过程，同时又是伴有化学反应的化学吸收过程，其反应式为：2NH3+CO2NH2COONH4+Q氨与二氧化碳不但有化学反应产生，而且吸收过程是体积减小的过程，所以增加压力有利于氨与二氧化碳生成甲铵，同时能加快吸收速率。由于NH3和CO2在吸收过程中溶解和生成甲铵是一个放热的过程，所以降低温度有利于吸收的进行。解吸原理解吸是吸收的逆过程。氨和二氧化碳在水中的溶解度随温度升高而降低，随压力降低而降低，利用蒸汽直接加热使得氨和二氧化碳从水中析出，所以解吸采用提高温度，降低压力的方法进行。水解原理尿素的水解就是氨和二氧化碳生成尿素的逆反应，其反应式为：CO(NH2)2+H2O2NH3+CO2-Q这是一个吸热的反应，升高温度有利于水解反应的进行；减少生成物氨的浓度有利于水解反应的进行；停留时间长，水解反应进行的更完全，所以装置采用3.8MPa(A)的过热蒸汽做为水解器的热源，同时采用先将工艺冷凝液中的氨解析出来再进行水解的方式和设计较长的停留时间来实现工艺冷凝液中的尿素彻底水解。液体被加热到沸腾而气化的过程叫蒸发。尿素溶液蒸发是将尿液加热到沸腾，使其中的水汽化而与尿素分离的过程。由于尿素在高温下缩合的特性及浓缩过程中工艺条件限制，采用较高的温度将使尿素中的缩二脲含量增加，所以采用真空，以降低水的沸点，这样可使能量的利用率提高，又减少发生不良的副反应。缩二脲生成反应：2CO(NH2)2→NH2CONHCONH2+NH3↑1.4主要生产工序1.4.1二氧化碳压缩工序将界区外来的压力为0.14Mpa(A)，温度为35℃的二氧化碳气体经压缩机K101四段压缩后,压力为15.7Mpa(G),温度为113在K101一段出口加入钝化空气，使混合气体中的氧含量为0.25－0.35%(V),用以在钝化反应器内不锈钢衬里表面,防止腐蚀。在二氧化碳压缩机二段出口设有甲醇洗涤塔,用水洗去二氧化碳气体所夹带的甲醇,使二氧化碳气中的甲醇含量小于150ppm。从二氧化碳压缩机透平中抽出2.35Mpa(g),323℃1.4.2.尿素合成和高压回收工序液氨、二氧化碳和返回的氨基甲酸铵在压力为15.3Mpa(G),温度为188℃,NH3/CO2=3.2～3.8；H2O/CO2反应方程式如下:2NH3+CO2→NH4COONH2+Q1NH4COONH2→CO(NH2)2+H2O-Q2总的反应是放热反应,二氧化碳转化率大于62%。未生成尿素的氨和二氧化碳，一部分以氨基甲酸铵的形态存在，一部分以游离氨的形态存在。在合成等压的条件下，在气提塔内被2.17MPa的饱和蒸汽加热分解和析出。分解和析出的氨和二氧化碳和从中压返回的甲铵在甲铵冷凝器内冷凝，经甲铵喷射器抽送返回合成塔。甲铵冷凝器壳侧副产0.34Mpa(G)的低压蒸汽供尿素装置使用。1.4.3中低压甲铵分解和回收工序在1.7Mpa(G)压力下的中压分解及回收工序:在中压分解器内,用0.49Mpa(G)增压蒸汽和2.17Mpa(G)的蒸汽冷凝液加热到158℃析出的氨和二氧化碳混合气经真空预浓缩器热利用，在中压吸收塔内被吸收后，以甲铵形式返回高压合成工序。未被吸收的氨在氨冷凝器内冷凝后，再返回系统使用。1.4.3在低压分解器内,用0.34Mpa(G)的低压蒸汽加热到138℃析出的氨和二氧化碳与工艺冷凝液处理工序出来的氨和二氧化碳冷凝成碳铵液，由P-103泵，一部分送往中压回收工序，另一部分送往低压回收工序和解析工序。1.4.4尿素浓缩及造粒工序分为真空预浓器、一二段浓缩及造粒。在0.034Mpa(A)的压力下,在真空预浓缩器闪蒸后残余的氨和二氧化碳析出。闪蒸汽进入真空冷凝系统。所需热量由一段分解气和碳铵液供给。经0.034Mpa(A),128℃下的一段浓缩和0.003Mpa(A)138用熔融尿液泵将99.75%(W)以上的尿液送上造粒塔,经喷头喷洒在造粒塔内制成粒状尿素。真空冷凝系统的工艺冷凝液送往工艺冷凝液处理工序。1.4.5工艺冷凝液处理工序在蒸馏塔的上部，将冷凝液中的氨和二氧化碳解析出来。在水解器中，在压力为3.7Mpa(G)236℃反应方程式如下：CO(NH2)2+H2O→NH3+C02在蒸馏塔的下部，用增压蒸汽将水解器出液中的氨和二氧化碳析出，使处理后的工艺冷凝液中的NH3含量为1～3ppm,送往界区外。析出的氨和二氧化碳进入蒸馏塔上部，一起返回低压精制及回收工序。1.5工艺流程说明1.5.1尿素合成和高压回收由合成氨装置来的压力2.0MPa，温度28℃的液氨经S-103过滤后通过氨回收塔C-105进入到氨接收槽V-105中，再经P-105增压后送往P-l01升压至22.4MPa(G)。液氨在进入R-101之前，先在E-107预热至94℃，热量来自V-103的气相和C-102的解吸气，然后在PIC-1022的控制下用作L-101的驱动液体，在此，将来自V-101的甲铵加压到大于合成压力，从R-101底部进入，在R-101里和CO来自K-101的15.7MPa、12O℃的CO2,经HV-1005控制进入R-101,在K-101一段出口加入少量(02:0.25-0.35%)空气，使设备及管道的不锈钢表面钝化，从而保护其不被反应物和产物腐蚀。尿液经R-101顶部溢流管出来，进入中压蒸汽(2.17MPa)加热的降膜式汽提塔E-101，混和物呈降膜流下而被加热，溶液中的CO2量由于从溶液中沸腾逸出的氨汽提作用而减少，尿液送往中压系统。E-101出气和P-102来的高压甲铵一同进入E-105，并在此冷凝，冷凝热在E-105壳侧产生0.34MPa蒸汽，E-105出口气液混和物进入V-101分离，分离的液相经L-101循环回R-101，分离的气相(不凝性气体，少量的NH3、CO2)在压力调节阀PIC-1021A/B控制下送往L-102进一步回收或放空。1.5.2中压、低压尿素的提纯和回收离开E-101底部的尿液，通过LV-1011减压至1.7MPa(G)进入V-102，此设备分三层，上层是分离器，中部为分解器，下部为储槽。进入V-102减压闪蒸后的气相去中压吸收塔C101。离开V-102的气体(富含NH3，CO2)被P-103来的碳铵液吸收后进入E-113壳侧，加热其管侧尿液，冷凝后的气液混和物进入E-106，进行再次冷凝，其出口温度被调节阀TIC-1026控制在80℃来自E-106的混和物进入C-101进行吸收、精馏。C-101是泡罩型塔盘，塔上部有来自P-107的氨水，用来吸收CO2。同时，来自P-105的纯液氨，以消除被氨饱和的残余在惰气中的CO2和H2O，其流量由FIC-1010控制，C-101的底部溶液用P-102送往E-104，被C-102来的工艺冷凝液预热后，返回到合成回收系统。从C-101顶部出来的氨气，连同惰气经E-109被循环水部分冷凝后，液相和气相均送往V-105，被氨饱和的情气离开V-105进入C-105，含有残余氨的惰气，送入E-111冷凝，并与来自E-110的水逆流接触，吸收气氨，吸收热由E-111的冷却水带走，E-111底的氨水由P-107送C-101作吸收顶部CO2用，出C-103的惰气在PIC-1026控制下，送排气系统进行排放。L-102的尿液经液位阀LV-l014减压至0.34MPa送低压系统V-103,此设备分为三部分，上部为分离器V-103，中部为换热器E-103，下部为储槽。溶液进V-103后闪蒸，闪蒸汽与C-102出来的工艺汽混合，首先进入E-107被部分吸收和冷凝后，再送E-108进行冷凝，冷凝热被E-108的冷却水带走。含有残余惰气的液体送V-106并经P-103送出回收，一部分与V-l02气相汇合去E-113，另一部分作C-l02顶部回流。含有NH3、CO2的惰气进入E-l12与来自C-104的蒸汽冷凝液接触，吸收残余的NH3和CO2，液相返回V-106，气相经PIC-1033控制放空。1.5.3尿素浓缩为了得到颗粒尿素，必须将尿液浓缩至99.75%，因此设有一段，二段真空浓缩系统。L-103的尿液经液位阀LV-1022减压后，在0.034MPa(A)压力下膨胀进入真空预浓缩系统V-104，闪蒸后气相送往真空冷凝液系统，液相经E-113加热分解甲铵后，收集在下部L-104内，经P-106送蒸发系统。来自P-106的尿液经LIC-1023控制送往E-114，由E-114出来的气液混和物再进入V-107气液分离后，气体被L-105真空系统抽走。一同抽走的还有V-104气相。分离后的液相进入二段真空蒸发系统的E-115，操作压力为0.003MPa(A)，气液混和物进入V-108分离，分离后的气体被L-106真空系统抽走，液相收集在L-107，经P-108送造粒系统，一、二段蒸发所需热量由0.34MPa(G)蒸汽提供。1.5.4尿素造粒来自P-108的熔融尿素经LV-1025控制送往造粒喷头L-109，L-109的转速控制在180-290rpm，离开L-109的颗粒尿素与冷空气逆向接触，使之固化，落在造粒塔底部的尿素经刮料机送往皮带系统最后去成品车间。1.5.5工艺冷凝液处理来自蒸发真空系统的含有NH3、CO2、H2O、ur的工艺冷凝液收集在T-102，以及来自整个工艺系统的密闭排放收集在T-104中后经P-116泵送往T-102，T-102中的工艺冷凝液经P-114送往C-102，在送入C-102之前经C102下塔出来的152℃的解吸水在E-116、E-117进行了预热，由于工艺冷凝液中含有尿素，因此经C-102塔初步将工艺冷凝液中的氨解吸后，由P-115送往R-102进行水解，R-102、C-102出来气体与V-103的气体混和在一起，经E-107、E-108冷凝后回收进入V-106，由R-102出来的水解液经E-118冷却后，在液位调节阀的控制下进入C-102下塔进一步气提脱除残余NH3、CO2C-102的气提蒸汽为0.49MPa(G)的增压蒸汽，其流量由FV-1015控制，在R-102中尿素的水解，所需的热量由3.7MPa(G)的蒸汽提供，其流量由FV-1016控制。已净化的工艺冷凝液从C-102底出来作为E-116、E-117的热源，再经P-117送往界区外供水车间。1.5.6蒸汽系统从界区来的蒸汽一路作为DSTK-101的驱动蒸汽，一路作为R-102中尿素水解用蒸汽，此蒸汽等级为3.7MPa(G)，3来自DSTK-101的抽汽压力为2.35MPa(G)温度为323℃的过热蒸汽，去V-109饱和，产生2.17MPa(G)的饱和蒸汽，此蒸汽用作E-101加热和产生0.49MPa(G),158在E-105产汽不够用时，可通过PV-1047补汽，等级为0.34MPa(G),147℃1.5.7冲洗管网来自界区的脱盐水进入V-110，液位由LV-1035A/B控制，从V-110来的脱盐水经P-110升压后，分别由PV-1042，PV-1045控制，产生0.9MPa(G)，2.25MPa(G)的低压及中压冲洗水，另外从P-110出口再经P-111升压，由PV-1044控制产生17.5MPa(G)1.5.8二氧化碳压缩流程1.5.81二氧化碳气体流程从界区送来的压力大于0.14MPa(A)温度为35℃的CO2气体经切断阀进入一段入口分离器V111，分离掉气体中的水份后，进入压缩机一段压缩至0.59MPa、180℃，然后进入一段冷却器E119，在进冷却器之前，向气体中加入一部分钝化空气，使含氧量为CO2总量的０.25~0.35%（V），在E119中，气体被冷却到42℃后，经一段分离器V124分离水份后进入压缩机二段进行压缩到2.425MPa、194℃后，进入二段冷却器E120，气体冷却到42℃，进入到二段分离器V125，分离出气体中水份后，进入高压缸三段继续压缩。在三段入口之前，压缩机设计有二段放空阀HV1002和二回一阀HV1003，在开停车过程中使用。三段出口气体温度为187℃、压力为8.685MPa,在三段冷却器E121中,气体被冷却.此时气体压力接近临界压力,为避免出现干冰,在E121冷却水回路中设计有温度控制阀TV1007来控制CO2气体温度不使其降到50℃蒸汽系统流程蒸汽管网中3.8MPa370℃的主蒸汽进入界区,经过切断阀并通过汽轮机高压事故快关阀和主蒸汽调节阀后.由喷嘴高速喷向汽轮机转子上的叶片,经能量转换并使转子转动.蒸汽通过高压缸做功后一部分抽出,去尿素装置,其压力为2.35MPa,温度为323℃.另一部分进入低压缸和少量压力为0.34MPa、温度为147℃的低压蒸汽混合做功,最后,降温降压成乏汽,在冷凝器E122中冷凝.不凝气体通过喷射器L127A透平冷凝液流程做功后的乏汽在表面冷却器E122中大部分被冷凝.不凝气体及未被冷凝的一部分蒸汽被抽汽器抽走,经两级抽汽冷凝器E127抽吸和冷凝,冷凝液回到表冷器.从表冷器E122出来的冷凝液送至透平冷凝液泵P118A/B,并由该泵送出界区.P118A/B泵出口设有低流量保护阀FV1026和液位控制阀LV1038,以保证P118A/B的稳定运行和E122液位的稳定.润滑油系统流程润滑油从油箱T121底部进入油泵P121A/B,加压至1.05MPa左右,分成两路:一路经油冷器E126A/B后,油温降至45℃左右,再经润滑油过滤器S121A/B,由PCV1069压力自调阀减压至0.25MPa,做为机组的润滑油.润滑油通过各自的限流孔板送往压缩机和汽轮机的轴承、联轴节等润滑点，最后汇集到回油总管返回油箱。同时，一股润滑油经切断阀或限流孔板进入高位油槽T122，当润滑油泵在事故状态下，做为汽轮机DSTK101、压缩机K101的润滑油，T122油槽满后自溢流管回到油箱T121；另一路控制油经过过滤器S122A/B送往汽轮机控制系统做控制油,控制油经控制模块及控制回路系统之后从回油总管回到油箱T121,润滑油和控制油各设有蓄压器V127和V128,用于缓冲油的压力,保持油压稳定.同时备有事故油泵Ｐ126，在Ｐ121A控制油流程控制油是从油泵P121A/B加压到1.05Mpa,经过过滤器S122A/B后进入启动器1800,启动器上装有电机ML125和手动装置1810,控制开车油和跳车油的切换,用升程按钮启动电机ML125或手动摇起启动器,启动器将控制油接通至开车油油路,开车油建立.开车油接到SSB-N块的F油口后分两路:一路去高压事故快关阀XV1001A/B压缩弹簧;另一路经阀2050去危急保安器2200压缩弹簧,将打闸手柄抬起,便于跳车油的建立.待开车油稳定后,用降程按钮启动电机ML125或手动关闭启动器,启动器将接通跳车油路而切断开车油路.跳车油经启动器接通SSB-N块的P油口.跳车油在SSB-N块内流经筒式阀2023从G1口出来,经过危急保安器又经G2口进入速关模块,又经筒式阀2011,分别接通E1和E2,同时去高低压调节阀的转换器后成为二次油.跳车油经电磁UY1015B去E11口,接通去抽汽止逆阀XV1002做速关油.跳车油经电磁阀UY1015A去E21口,接通注汽块关阀XV1003做速关油.压力油经1845阀将跳车油从H1和H2口接通去高压事故快关阀做试验油,作为XV1001A/B行程动作试验用.压力油经2070、2080、2050去危机保安器2200做试验油。跳车油建立后，通过启动器将开车油卸掉，此时汽轮机打闸手柄由跳车油抬起自锁，事故快关阀XV1001A/B由跳车油打开．另外，从润滑油上油总管引出一条油路通往汽轮机．此路油进汽轮机前分为两路；一路做为盘车器的压力油；另一路经盘车油泵Ｐ129，电磁阀UY1014去盘车器另一端作为工作油．电磁阀UY1014在泵运行时，进行带电或失电动作，从而改变油的流向，使盘车器能连续运行．

第二章CO2汽提法尿素装置余热利用的分析2.1气提法的热量大庆石化分公司化肥厂尿素装置是上个世纪七十年代从荷兰斯塔米卡邦公司引进，它具有工艺流程短，设备故障少，操作简便，运转周期长等优点，在当今尿素生产工艺中仍具有相当强的竞争力。但是，在该装置生产实践中，本人认为在某些余热利用上存在不足之处，下面就其存在的问题作一分析探讨，并提出改进措施，以回收损失热量，从而降低系统的能耗（测量和计算均以系统满负荷为基础）2.2余热损失分析2.2.10.07MPa蒸汽、冷凝液系统热量损失较大0.07MPa蒸汽、冷凝液系统高低热流程。如图1在实际生产中，为了保证各蒸汽加热器壳侧冷凝液不积存，排水阻气阀及其副线阀开度不可避免的有一定的富裕量，这样就使部分蒸汽未冷凝而直接窜入904-F，造成904-F工艺条件与设计值出现较大偏差，其实际工艺条件与设计值如表1表1904-F实际工艺条件与设计值之比较介质温度°C压力MPa流量Kg/h位号焓值KJ/Kg设计值闪蒸所得饱和蒸汽闪蒸所得冷凝液114.60.072433040971HV-103PV-919/1LV-906/12692.3479.7实测值闪蒸所得饱和蒸汽闪蒸所得冷凝液116.30.082433140740816HV-103PV-919/1LV-906/12694.8487.7由表1中测得数据通过横算可知，因排水阀开度富裕量而窜入的蒸汽量相当于0.3MPa蒸汽约1500KG/H，在生产中这部分蒸汽未被利用，而是由904-F压力调节阀PV-919/1直接排放入905-F；同时，由于实际生产中合成氨车间所送液氨温度极少低于20°C，氨预热器101C长期处于闲置状态，这就使40816KJ/H，2.2.2高压调温水热量回收利用率低高压调温水高低热流程如图2从图2中可以看出，高压调温水在高压洗涤器203-C中获得热量，通过循环加热器301-C/A回收利用，多于热量由冷却水带走以控制高压调温水温度。表2是一组现场实测综合平均数据及介质物化数据。表2高压调温水有关参数介质流量m3/h入口温度°C出口温度°C平均密度Kg/m3平均比热KJ/Kg.c203-C高压调温水415128139930.54.276902-冷却水28026.535995.74.174由表2数据可计算高压调温水热量回收利用率：η=〔〈高压调温水在203-C获得热量——902-C冷却水带的热量）/高压调温水在203-C获得热量〕×100%=45.54%从高压调温水示意流程及实测数据计算值可知，由于精馏塔循环加热器301-C/A回收热量能力差，大量热量被冷却水带走，造成尿液供热不足，使实际生产中循环系统出液温度TR003/1（约128

°C）长期以来总是低于设计值(135°C)的主要原因之一。同时，由于尿液浓度变低，游离氨含量升高，又增加了蒸发系统负荷，也使尿液泵（303J/JS）的打量不稳定，造成蒸发系统工况波动较大。若提高高压调温水温度TIC-207，以增加循环加热器E-411的传热温度，虽可以提高高压调温水热量回收利用率，但是，受制于301-C/A传热系数的影响，即时TIC-207提高2.3余热回收利用探讨为了回收利用上述损失热量，提出如下改进措施：①102-C液氨改为由904-F闪蒸所得冷凝液加热，以回收冷凝液显热损失；循环系统闪蒸槽更换为尿尿液浓缩器，以904-F闪蒸所得0.08MPa饱和蒸汽和出精馏塔循环加热器301-C/A的高压调温水作热源。这样既回收了低位热能，也提高了进入蒸发系统的尿液浓度，改善了蒸发系统的工作状况。2.3.1工艺条件估计尿液预浓缩回收利用高压调温水损失热量和904-F闪蒸蒸汽冷凝潜热后，使尿液浓度得以有效提高，一段蒸发将减少0.3MPa蒸汽用量，相应的904-F回收0.3MPa冷凝液也将减少，这样就使904-F工艺条件发生改变。设904-F闪蒸蒸汽量为G，则尿液预浓缩可回收热量为：Q=4.174×280×995.7×（35-26.5）+（2694.8-487.1）×G=9891403.3+2707.7G。查饱和蒸汽数据表可知，P=0.32MPa（表）时，饱和蒸汽冷凝潜热为H=2125.5KJ/Kg,水的焓值为600.2KJ/Kg。此回收热量可使一段蒸发减少0.32MPa蒸汽勇量为：（9891403.3+220707G）/2125.5（Kg/h），那么904-F少回收0.3MPa冷凝液也为此量，由904-F实测工艺参数及热量平衡关系有：40816×487.1+（2433+1407）×2694.8-［（9891403.3+2207.7G）/2125.5］×600.2=2694.8G+（40816+2433+1407-［（98914033.3+2207.7G）/2125.5-G］×487.7G=3420Kg/h闪蒸所得冷凝液量为：40816+2433+1407-［（98914033.3+2207.7G）/2125.5］-34201=33030Kg2.3.2尿液预浓缩器的应用尿液预浓缩器取代原流程中的闪蒸槽302F，其蒸发器分为两段，上段热源为0.08MPa饱和蒸汽，下段热源为高压调温水，如图3所示。预浓缩器加热器采用降膜式，其传热系数较高，可获得良好的传热效果，从而减小设备尺寸，以降低投资费用；因为出精馏塔的尿液仍为原浓度，故进二段蒸发之前需蒸发的总水量不变，只是由尿液预浓缩器分担了一段蒸发加热器的负荷，所以预浓缩器的真空仍可由一段蒸发喷射泵控制在0.045MPa（绝压）；尿液预浓缩器弥补了一段蒸发加热器的不足，有效提高了蒸发系统得传热面积，即使循环压力控制在高限也不会影响蒸发系统工况，确保了尿素成品质量。由此可见，尿液预浓缩器的应用，不仅回收了系统的低位热能，同时也提高了系统的操作弹性。尿液预浓缩器出液浓度及传热面积估算如下：上段出液浓度估算上段加热器热负荷为0.08MPa饱和蒸汽冷凝潜热，查饱和蒸汽焓值表可知：P=0.08MPa（表）时，H冷凝热=2207.7KJ/Kg查尿液焓浓图可知：P=0.045MPa（绝压）时，尿液中水的潜热为：HH2O=2415KJ/Kg，故上段加热器可蒸发出水量为：（3420×2207.7）/2415=3126Kg/h预浓缩器上部闪蒸分离器相当于原流程中闪蒸槽的作用，生产中闪蒸槽出液浓度为72%，温度为95℃67.5/[（67.5/0.72）-3.126]×100%=74.5%b.商段加热器传热面积估算查CO（NH2）2——H2O体系平衡图可知，在P=0.045MPa（绝压）下，当尿液浓度为74.5%时，其沸点温度为96.9℃；入上段加热器尿液温度为95℃；壳侧位0.08MPa饱和蒸汽冷凝传热，其温度为T上=[（116.3-96）+（116.3-96.9）]/2=20.35参考浆膜传热系数取值范围，可假设上段加热器传热系数K上=4180KJ/m2℃上段加热器热负荷为：Q上=3420×2207.7=7550334KJ/h由传热方程式可计算上段热交换器所需传热面积：A上=Q上/（K上×△T上）=7550334/（4180×20.35）=88.8m2C.下段出液浓度估算下段热交换器可利用热量即为高压调温水在902-C中被冷却水热量，故下段可蒸发出水量为：[4.175×280×（35-26.5）×995.7]/2415=4096Kg/h下段出液浓度为：67.5/[（67.5/0.745）-4.096]×100%=78%d.下段加热器传热面积估算查CO（NH2）2——H2O体系平衡图可知，在P=0.045MPa（绝压）下，当尿液浓度为78%时，其沸点温度为99.2℃；入下段加热器尿液温度为96.9T=128+[4.174×280×995.7×（35-26.5）]/4.269×415×930.5=134℃壳侧高压调温水出口温度即为高压调温水控制温度128℃△T下=[（134-99.2）-（128-96.9）]/Ln[（134-99.2）/（128-96.9）]=32.9参考降膜传热系数取值范围，可假设下段换热器传热系数K下=3553KJ/㎡下段换热器热负荷为：Q下=4.269×930.5×（134-128）×415=9891403.3KJ/h。由传热方程式可计算下段热交换器所需传热面积：A下=Q下/（K下×△T下）=9891403.3/（3553×32.9）=84.6㎡尿液预浓缩器的换热器所需总传热面积为：A总=A上+A下=88.8+84.6=173.4㎡。2.4节能估算及热量平衡尿液预浓缩器有效地回收了0.07MPa蒸汽、冷凝液系统和高压调温水损失的低位热能，提高了进入蒸发系统的尿液浓度，一段蒸发将减少0.3MPa蒸汽用量，其值为：（7550334+9891403.3）/2125.5=8206 KJ/h102-C少回收的热量损失0.3MPa蒸汽量为：1743937/2125.5=820 KJ/h采用本文回收方案，系统回收利用低位热能相当于0.3MPa蒸汽量为：8206-820=7386KJ/h，此蒸汽量可以通过对蒸汽系统和0.3MPa蒸汽用户作适当调整来平衡：①0.3MPa蒸汽系统不补充或尽可能少补充透平抽汽；②透平注汽和水解系统适当增用0.3MPa蒸汽；③尽可能降低2.0MPa和0.8MPa蒸汽系统压力，以减少进入0.3MPa蒸汽系统的热量。从而节约3.7MPa快锅蒸汽用量，以达到降低系统能耗的目的。2.5经济效益浅析尿液预浓缩液由上部闪蒸分离器和下部换热器组成，材质均为采用316L（低压）不锈钢。分离器预估价位115.6万元；下部换热器按0.324万元/㎡计算，则其预估价为：173.4×0.324=56.2万元，所以尿液预浓缩器需投资115.6+56.2=171.8万元。尿液预浓缩器回收利用低位热能少耗0.3MPa蒸汽7.386t/h，故每吨尿素可节约0.3MPa蒸汽0.1094t，泸天化厂0.3MPa蒸汽成本价为60元/t，则每吨尿素可降低成本6.564元，本装置年产量按48万吨计算，这样每年可为公司带来经济效益315.07万元，且投入资金可在0.55年内收回。

第三章工艺计算3.1基础数据3.1.1.分子式：CO2分子量：44临界温度：85.15临界密度：0.231容点：－80.8沸点：－86气化潜热：4.13kcal/mol临界压力：60.59atm3.1.2.分子式:NH4分子量：26.038三相点：(128kPa)：-80.55沸点(170kPa)：-75.0液体密度(-80.75℃)：610kg气体密度(273.15K，101.325kPa)：1.1747kg/m3相对密度(空气=1，0℃，101.325kPa)：比容(15.6℃，101.325kPa)：0.9008m3气液容积比(15℃，100kPa)：556L临界温度：3532临界压力：6190kPa临界密度：230.4kg/m3压缩系数：温度K压力kPa50.6621101.33506.631013.252903200.9985O.99690.99270.99410.96010.97080.91840.9405熔化热(-80.75℃，128kPa)：气化热(-83.80℃，101.325kPa)：比热容(0℃，101.33kPa)：Cp=1636.62J/(kg·K)Cv=1308.79J/(kg·K)比热比(26.8℃，101.325kPa)：Cp/Cv=1.234蒸气压：-20℃-1510kPa0℃-20℃-粘度(101.33kPa，20℃)：导热系数(101.325kPa，200K)：0.01181W/(m·K)折射率(20℃，101.325kPa，5876A，气体)：3.2热量衡算通过热量衡算确定传热面积和转化器结构与转化器有关的热量，有原料混合气带入转化器热量Q入，反应热Q反，载体带走的热量Q冷，产物和未反应物原料气带出热量Q，转化器散失的热量Q损。Q入+Q反=Q出+Q冷+Q损3.2.1反应热Q反：：在热量衡算时，用25℃时反应热当作0由CH和HCL合成1摩尔VC反应为：8.900-（54.194-22.063）=-23.231kcal/mol由VC和HCL合成1摩尔CH2CLCH2CL的反应热为：-31.300-（8.900-22.063）=-1.8137kcal/mol若其他副反应忽略不计，则转化器总反应热为Q主=Q副主反应热=188.4×1000×23.231=4400000kcal/mol副反应热=0.95×1000×18.137=17000kcal/mol既Q反=Q主+Q副=4400000+17000=4420000kcal/mol1、原料气带入热量Q名称CO2NH3氮气空气水比热kcal/mol0.4160.1833气体入口温度取80℃，则各物料带入热利用公式Q=WCP(t2-t1氨带入热：4947.8×0.416×（80-0）=165000kmol/h二氧化碳带入热：7266.27×0.187×（80-0）=109000kmol/h氮气带入热：26.77×0.24×（80-0）=513.98kmol/h空气带入热：5.85×0.24×（80-0）=112.32kmol/h水气带入热：2.4891×0.433×（80-0）=86.2kmol/h总带入热：165000+109000+513.98+112.32+86.2=270000kcal/mol2、出料带出热量气体出口温度取120℃氨带出热：24.74×0.416×（120-0）=1235.02kcal/mol二氧化碳出带热：320.07×0.187×（120-0）=7182.37kcal/mol氮气带出热：26.77×0.24×（120-0）=770.98kcal/mol水气带出热：2.4899×0.433×（120-0）=129.38kcal/mol空气带出热：5.85×0.24×（120-0）=168.48kcal/mol氯乙烯带出热：11775.8×0.206×（120-0）=290000kcal/mol总带出热：1235.02+7182.37+770.98+129.38+168.48+290000=168.48kcal/mol热损失；一般经验估取为Q冷的5%计算结果表明：Q反+Q入＞Q出3、须从转化器内导出热量为：Q冷=Q反+Q入-Q=4400000+275000-304000=4370000kcal/mol3.3转化器工艺计算1、热量导出选择水为热载体，由换热公式Q=GCp△t可知当Q一定，冷却水进出口温差越大，耗水量就越少，但该反应为催化反应温度在130～180℃最有利。因此冷却水温度不能过底，进出口温度不宜过大，若取进口温度为97℃出口G=R水V水=Q/Cp△t式中：V水-水的体积流量R水-密度（100℃=958.3kg/）V水=Q/Cp△t=404×/（958.3×1×8）=576.15/h2、传热面积实际传热过程转化器内热流体由150℃变到120℃转化器外冷流体由97℃变到△t1/t2=（150-105）/（120-97）=45/23＜2可用算术平均温度差：△tM=（△t1+△t2）/2=34按国内转化器传热系数K=30km/㎡F=Q/k△tM=4.4×/(30×34)=4313.7㎡传热面积大，选择何种转化器合适？对接触催化剂转化器传热面积先要保证催化剂有足够的装填量，使之能获得适宜的空间速度，然后尽可能增大传热面积，在一定装填量下为增大传热面积，只有选用小管径的传热管，但管径小又引起换热器压力降增大，动力消耗增多，同时加工制造、操作维修困难等，这些问题在确定转化器结构形式时需作全面考虑合成VC采用列管式转化器，管内装填催化剂，管外冷却，比较适宜。现根据传热面积来确定转化器列管数，选取57×3，长为3.1米的钢管，由于F=3.14ndl得所需管数为n=F/3.14dl=321/(3.14×0.057×3)=598根，采用正三角排列，间距为34毫米，取613根管这样转化器的外径为2.4米（参考化工设计手册）句此每台转化器实际传热面积为：F=3.14ndl=613×3.14×0.057×3=330㎡满足传热要求。3、催化剂装填量通过传热面积计算，确定了转化器的结构，但这样的结构能否保证催化剂填量以获得所需高速，这是决定转化器生产能力的一个主要因素，必须核定，如果不能满足要求就必须对所选取的转化器结构进行调整，其关系式：=cp/gKCP—要求转化器达到的生产能力(kg/h)，GK—催化剂生产能力（kg/）现生产任务GK=11775.8kg/h，催化剂在130~180℃的生产能力约为249kg/kg/kg/所以要求催化剂的装填体积为：VK=11775.8/249=47.3kg/确定转化器每台列管总容积为：V管=3.14/4Ln=0.785×(0.057-2×0.0035×3×613=3.61VK/V管=47.3/3.61=13.1≈14台所确定转化器符合要求，使用转化器时要完成生产任务，乙炔空速为：SV=4220.2/47.3=89.2由于生产条件的限制，空速不可能达这么高，只能控制在约30-60。所以需要几台转化器并联使用，设需要N台转化器并联使用，催化剂装填体积为3.6取空速为50，则N=193.62×22.4/(47×50)=1.8≈2台从催化剂计算考虑需14×2=28台从串联操作需28×2=56台，为保证安全生产备用2台共用58台。3.4氨碳比的公式及应用NH3/CO2={2×[Ur]/60+[NH3]/17}/{[Ur]/60+[CO2]/44}={2×[Ur]+3.53×[NH3]}/{[Ur]+1.365×[CO2]}式中:[Ur]——尿液的重量百分比[NH3]——氨的重量百分比[CO2]——CO2的重量百分比其中：[Ur]=32.76%[CO2]=18.59%[NH3]=31.89%NH3/CO2={2×32.76%+3.53×31.89%}/{32.76%+1.365×18.59%}=3.0621则：NH3/CO2在2.9—3.3之间，符合设计范围。3.5水碳比的公式及应用H2O/CO2={[H2O]/18-[Ur]/60}/{[CO2]/44+[Ur]/60}={3.33×[H2O]-[Ur]}/{1.365×[CO2]+[Ur]}式中:[H2O]—水的重量百分比其中：[H2O]=17.019%H2O/CO2={3.33×17.019%-32.76%}/{1.365×18.59%+32.76%}=0.4113则：H2O/CO2在小于0.37，符合设计范围。3.6转换器物料横算1、热量导出选择水为热载体，由换热公式Q=GCp△t可知当Q一定，冷却水进出口温差越大，耗水量就越少，但该反应为催化反应温度在130～180℃最有利。因此冷却水温度不能过底，进出口温度不宜过大，若取进口温度为97℃出口G=R水V水=Q/Cp△t式中：V水-水的体积流量R水-密度（100℃=958.3kg/）V水=Q/Cp△t=404×/（958.3×1×8）=576.15/h2、传热面积实际传热过程转化器内热流体由150℃变到120℃转化器外冷流体由97℃△t1/t2=（150-105）/（120-97）=45/23＜2可用算术平均温度差：△tM=（△t1+△t2）/2=34按国内转化器传热系数K=30km/㎡F=Q/k△tM=4.4×/(30×34)=4313.7㎡传热面积大，选择何种转化器合适？对接触催化剂转化器传热面积先要保证催化剂有足够的装填量，使之能获得适宜的空间速度，然后尽可能增大传热面积，在一定装填量下为增大传热面积，只有选用小管径的传热管，但管径小又引起换热器压力降增大，动力消耗增多，同时加工制造、操作维修困难等，这些问题在确定转化器结构形式时需作全面考虑合成VC采用列管式转化器，管内装填催化剂，管外冷却，比较适宜。现根据传热面积来确定转化器列管数，选取57×3，长为3.1米的钢管，由于F=3.14ndl得所需管数为n=F/3.14dl=321/(3.14×0.057×3)=598根，采用正三角排列，间距为34毫米，取613根管这样转化器的外径为2.4米（参考化工设计手册）句此每台转化器实际传热面积为：F=3.14ndl=613×3.14×0.057×3=330㎡满足传热要求。3、催化剂装填量通过传热面积计算，确定了转化器的结构，但这样的结构能否保证催化剂填量以获得所需高速，这是决定转化器生产能力的一个主要因素，必须核定，如果不能满足要求就必须对所选取的转化器结构进行调整，其关系式：=cp/gKCP—要求转化器达到的生产能力(kg/h)，GK—催化剂生产能力（kg/）现生产任务GK=11775.8kg/h，催化剂在130~180℃的生产能力约为249kg/kg/kg/所以要求催化剂的装填体积为：VK=11775.8/249=47.3kg/确定转化器每台列管总容积为：V管=3.14/4Ln=0.785×(0.057-2×0.0035×3×613=3.61VK/V管=47.3/3.61=13.1≈14台所确定转化器符合要求，使用转化器时要完成生产任务，乙炔空速为：SV=4220.2/47.3=89.2由于生产条件的限制，空速不可能达这么高，只能控制在约30-60。所以需要几台转化器并联使用，设需要N台转化器并联使用，催化剂装填体积为3.6取空速为50，则N=193.62×22.4/(47×50)=1.8≈2台从催化剂计算考虑需14×2=28台从串联操作需28×2=56台，为保证安全生产备用2台共用58台。

第四章主要设备表序号设备名称规格介质总重量1合成塔φ2154×45215×98尿液2665502甲铵冷凝器φ2400×16280×13甲铵662003二氧化碳压缩机2MCL527+2BCL306/A二氧化碳400004汽提塔φ2145×13040×100尿液1755145高压甲铵预热器φ600×7334×5甲铵78006甲铵分离器φ1400×5320×65甲铵、尿液1127807中压吸收塔φ2000×10490×22碳铵14700基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统的MMC卡文件系统研制基于单片机的时控和计数系统性能优化的研究基于单片机和CPLD的粗光栅位移测量系统研究单片机控制的后备式方波UPS提升高职学生单片机应用能力的探究基于单片机控制的自动低频减载装置研究基于单片机控制的水下焊接电源的研究基于单片机的多通道数据采集系统基于uPSD3234单片机的氚表面污染测量仪的研制基于单片机的红外测油仪的研究96系列单片机仿真器研究与设计基于单片机的单晶金刚石刀具刃磨设备的数控改造基于单片机的温度智能控制系统的设计与实现基于MSP430单片机的电梯门机控制器的研制基于单片机的气体测漏仪的研究基于三菱M16C/6N系列单片机的CAN/USB协议转换器基于单片机和DSP的变压器油色谱在线监测技术研究基于单片机的膛壁温度报警系统设计基于AVR单片机的低压无功补偿控制器的设计基于单片机船舶电力推进电机监测系统基于单片机网络的振动信号的采集系统基于单片机的大容量数据存储技术的应用研究基于单片机的叠图机研究与教学方法实践基于单片机嵌入式Web服务器技术的研究及实现基于AT89S52单片机的通用数据采集系统