年产8000吨尿素合成工艺设计
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目 录
摘 要 ............................................... 1 ABSTRACT ............................................. 1
第一章 总论 ..................................... 2
1.1 概述 ................................................. 2 1.1.1 尿素的性质及用途 ................................... 2 1.1.2 市场需求 ........................................... 4 1.2 文献综述 ............................................. 5 1.3 设计任务来源 ......................................... 6
第二章 尿素生产工艺流程 ......................... 6
2.1 生产方法的确定 ....................................... 6 2.2 工艺流程叙述 ......................................... 7 2.3 工艺流程简图 ......................................... 8
第三章 工艺计算 ................................. 9
3.1物料衡算 ............................................. 9 3.1.1产量及产品质量与消耗定额 ............................ 9 3.1.2 计算条件的确定 .................................... 9 3.1.3 CO2压缩系统 ...................................... 11 3.1.4 尿素合成塔 ........................................ 12 3.1.5 预分离器 .......................................... 13 3.1.6 一段分解系统 ...................................... 14 3.1.7 二段分解系统 ...................................... 15
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3.1.8 闪蒸槽 ........................................... 16 3.1.9 一段蒸发器 ....................................... 17 3.1.10 二段蒸发器 ...................................... 18 3.2 热量平衡计算 ....................................... 19 3.2.1 尿素合成塔 ........................................ 19 3.2.2 一段分解系统 ...................................... 24 3.2.3 二段分解系统 ..................................... 27 3.2.4 闪蒸槽 ........................................... 30 3.2.5 一段蒸发器 ....................................... 32 3.2.6 二段蒸发器 ....................................... 36
第四章 主要设备的工艺计算 ...................... 38
4.1 尿素合成塔 .......................................... 38 4.2 一段分解加热器 ..................................... 38 4.2.1 计算依据 .......................................... 38 4.2.2 传热温差 .......................................... 39 4.2.3 传热面积 .......................................... 39 4.3 一段分解塔分离器 .................................... 41 4.3.1 计算依据 ......................................... 41 4.4 二段蒸发加热器 ..................................... 42 4.4.1 计算依据 .......................................... 42 4.4.2 传热温差 .......................................... 42
第五章 车间的布置设计 .......................... 44
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第六章 成本估算 ................................ 45
6.1尿素生产成本费用..................................... 45 6.2全体工人工资及附加费用 ............................... 45 6.3车间经费 ............................................ 45 6.4企业管理费 .......................................... 46 6.5销售费用 ............................................ 46 6.6工厂成本 ............................................ 46
第七章 环境保护及安全生产 ...................... 46 参考文献 ............................................ 48 致 谢 .............................................. 49
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摘 要
尿素是一种高浓度氮肥，是各种农作物的重要营养来源，在国民经济中有重要的作用。目前尿素的生产方法主要有二氧化碳气提法，水溶液全循环法。本设计采用的是水溶液全循环法。本设计进行了物料衡算和能量衡算，同时也进行了一些主要设备的工艺计算，车间平面立面布置设计，成本估算，提出了安全环保措施，并绘制了带控制点的工艺流程图、厂区布置图、车间平面立面布置图及主要设备图。
关键词：尿素 水溶液全循环法 物料衡算 热量衡算 设备的工艺计算 车间的布置设计
ABSTRACT
Urea is a high concentration of nitrogen fertilizer ,and urea is the major source of nutrition of crops, in the national economy have an important role. Urea production is currently the main method gas formulation of the reference gas, full-cycle method in aqueous solution. This design is used in full-cycle method in aqueous solution. Design tasks in accordance with the requirements for the material balance and energy balance, as well as a number of major process equipment, the layout design workshop elevation plane, cost estimates and to take security environmental protection measures, and draw a flow chart of control point band, factory layout, plant layout flat facade and main equipment plan.
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Key words: Urea; full-circulation with water solution; material balance; heat balance ; calculation of the process equipment; equipment layout design
第一章 总论
1.1 概述
1.1.1 尿素的性质及用途
尿素别名碳酰二胺、碳酰胺、脲 。是由碳、氮、氧和氢组成的有机化合物，又称脲（与尿同音）。分子式为CO(NH2)2， 无色或白色针状或棒状结晶体，工业或农业品为白色略带微红色固体颗机无臭无味。密度1．335g/cm3。熔点132．7℃。溶于水、醇，不溶于乙醚、氯仿。呈微碱性。可与酸作用生成盐。有水解作用。在高温下可进行缩合反应，生成缩二脲、缩三脲和三聚氰酸。加热至160℃分解，产生氨气同时变为氰酸。因为在人尿中含有这种物质，所以取名尿素。尿素含氮(N)46％，是固体氮肥中含氮量最高的。 尿素在酸、碱、酶作用下（酸、碱需加热）能水解生成氨和二氧化碳。尿素对热不稳定，加热至150~160℃将脱氨成缩二脲。若迅速加热将脱氨而三聚成六元环化合物三聚氰酸。（机理：先脱氨生成异氰酸（HN=C=O），再三聚。）与乙酰氯或乙酸酐作用可生成乙酰脲与二乙酰脲。在乙醇钠作用下与丙二酸二乙酯反应生成丙二酰脲（又称巴比妥酸，因其有一定酸性）。在氨水等碱性催化剂作用下能与甲醛反应，缩聚成脲醛树脂。与水合肼作用生成氨基脲。2NH3+CO2→NH2COONH4→CO(NH2)2+H2O尿素易溶于水，在20℃时100毫升水中可溶解105克，水溶液呈中性反应。尿素产品有两种。结晶尿素呈白色针状或棱柱状晶形，吸湿性强。粒状尿素为粒径1～2毫米的半透明粒子，外观光洁，吸湿性有明显改善。20℃时临界吸湿点为相对湿度80％，但30℃时，临界吸湿点降至72.5％，故尿素要避免在盛夏潮湿气
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候下敞开存放。目前在尿素生产中加入石蜡等疏水物质，其吸湿性大大下降。
尿素是一种高浓度氮肥，属中性速效肥料，也可用了生产多种复合肥料。在土壤中不残留任何有害物质，长期施用没有不良影响。畜牧业可用作反刍动物的饲料。 但在造粒中温度过高会产生少量缩二脲，又称双缩脲，对作物有抑制作用。我国规定肥料用尿素缩二脲含量应小于0.5％。缩二脲含量超过1％时，不能做种肥，苗肥和叶面肥，其他施用期的尿素含量也不宜过多或过于集中。尿素是有机态氮肥，经过土壤中的脲酶作用，水解成碳酸铵或碳酸氢铵后，才能被作物吸收利用。因此，尿素要在作物的需肥期前4～8天施用。
它可以大量作为三聚氰胺、脲醛树酯、水合阱、四环素、苯巴比妥、咖啡因、还原棕BR、酞青蓝B、酞青蓝Bx、味精等多种产品的生产原料。尿素还有以下很多用途：
一、调节花量 为了克服苹果地大小年，遇小年时，于花后5-6周(苹果花芽分化的临界期，新梢生长缓慢或停止，叶片含氮量呈下降趋势)叶面喷施0.5％尿素水溶液，连喷2次，可以提高叶片含氮量，加快新梢生长抑制花芽分化，使大年的花量适宜。
二、疏花疏果 桃树的花器对尿素较为敏感但嘎面反应较迟钝，因此，国外用尿素对桃和油桃进行了疏花疏果试验，结果表明，桃和油桃的疏花疏果，需要较大浓度(7.4％)才能显示出良好效果，最适合浓度为8％-12％，喷后1—2周内，即能达到疏花疏果的目的。但是，在不同的土地条件下，不同时期及不同品种的反应尚需进一步试验。
三、水稻制种 在杂交稻制种技术中，为了提高父母本的异交率，以增加杂交稻制种量或不育系繁种量，一般都采用赤毒素喷施母本以减轻母本包颈程度或使之完全抽出；或喷施父母本，调节二者的生长，使其花期同步。由于赤霉素价格较贵，用其制种成本高。人们用尿素代替赤霉素进行实验，在孕穗盛期、始穗期(20％抽穗)使用1.5％-2％尿素，其繁种效果与赤霉素类似，且不会增加株高。 四、防治虫害 用尿素、洗衣粉、清水4:1:400份，搅拌混匀后，可防止果树、蔬菜、棉花上的蚜虫、红蜘蛛、菜青虫等害虫，杀虫效果达90％以上。 五、尿素铁肥 尿素以络合物的形式，与Fe2+形成螯合铁。这种有机铁肥造价低，防治缺铁失绿效果很好。此外叶面喷0.3％硫酸亚铁时加入0.3％尿素，防治失绿效果比单喷0.3％硫酸亚铁好。
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1.1.2 市场需求
用肥期来临，市场整体库存不够。夏季，农用需求备肥旺季不断临近，江苏、安徽、浙江、山东、河南、河北等很多省份马上就要进入用肥期，据国家相关部门统计，仅山东地区土地耕种面积较去年相比增加了300多万亩，用肥量必将大幅提升。由于目前粮食价格有所上调，尤其是绿豆、玉米等价格的火爆，加上去年北方地区干旱使得粮食减产，可以预计今年秋季冬麦种植面积将有所增加，用肥量必定增加。另外，今年开春以来，中国北方大部分地方一度出现了连续低温降雨的“倒春寒”天气，严重地影响了夏熟作物生产。最严重的是，夏熟作物生育期被推迟了，东北地区、江苏等地区春玉米的整个长势也较往年明显偏弱。按理来说，根据以往气候条件的一些影响，当地农户没有在玉米苗期施肥的习惯。但今年就大不同了，玉米播种后遭遇连续低温阴雨天气，种子出苗前，在土壤中的时间较长，消耗的养分较多，出苗后玉米生长势较弱，因此，今年不施肥不行。当地农业部门要求，今年玉米苗肥的施用比较重要，忽视不得，每亩至少需要尿素5－8公斤浇施。玉米是我国北方秋季最主要的一大经济作物。今年因为气候特殊，反而得用尿素了，平添出来的化肥用量，平添出来的尿素市场。 国内部分地区尿素价格稳中略升。东北地区淡储市场及出口订单的成交对山东、山西、河北 、河南等地区尿素价格带来的支撑逐渐显现出来 ，目前山西及山东地区个别大厂10月份的订单已经基本排满 ，所以出厂报价缓慢上调 ,高端已经重回1500元／吨略高的水平。不过上调以后的价格成交量不多 ，近期厂家 所执行的主要都是前期1470～1480元／吨 上下接的订单。西北地区暂时没有用肥需求 ，各大厂家都还在忙着联储，实际出厂成交价格不太明朗。不过从目前新疆地区代理 商批发报价一般在1570～1620元／,甘肃地区代理商批发1640元／吨左右，以陕西地区代理商批发l570～l580元／吨的价格推算，实际出厂价格约在l500～l550元／吨的水平。现在中下游市场采购的积极性非常低，尿素产品基本都以联储的形式积压在了上游代理商的仓库里。
综合来看 ，近段时间一直表现平淡的市场较开始有所好转，虽然在供大于求的现状下整体行情仍不乐观，但今年中原地区冬小麦播种二铵用量比较大，尿素作为氮肥的补充也有少量需求。如果市场行情比较理想的话 ，10月下旬秋播结束 以后 ，河北 、河南 、山东 、江苏、安徽等地区的经销商很可能也会开始淡储采购，而且1 1月1日关税将再次调回l0％近日已经有不少贸易商开始采购货物准备出口。这些因素聚到一起有可能会促成一波涨幅，不过限于整体市场环境不太理想，所以持续上涨的可能性较小，而且涨幅也不会太大。
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1.2 文献综述
尿素的生产方法主要有不循环法及全循环法。
原料液氨以及净化后的CO2气体，经压缩后进入尿素合成塔，合成反应液经一次减压分解其中未反应的氨和CO2，舍氨尾气送往氨加工车间生成铵盐。未反应物不返回合成系统，故叫不循环法。若未反应物经减压加热分解，冷凝后部分返回合成系统，称为部分循环法。此法成本高，技术落后，早已淘汰不用。
尿素的全循环法主要有水溶液循环法和气提全循环工艺。尿素合成反应后，未转化的反应物氨和CO2经过几段减压及加热分解，将其从尿素溶液中分离出来，然后全部返回合成系统，以提高原料氨和CO2的利用率。此法称为全循环法。
水溶液循环法是60年代起被广泛采用的一类全循环工艺，是1932年美国杜邦公司发明的水溶液全循环法的进一步改进。荷兰、日本、意大利、美国、瑞士和法国的几家公司都有各自的专利，它们的基本工艺相同，但在操作条件选择、热量回收方法和节能手段方面各有特点。典型流程的工艺要点是：二氧化碳和氨被水吸收生成甲铵的水溶液,返回尿素合成系统。水的返回降低了转化率,并增加了水的蒸发量,因此,用水量必须降到最低限度。合成系统的条件是温度190～200℃、压力 19.7～24.6MPa，氨与二氧化碳的摩尔比3.5～4.5，合成塔内二氧化碳的一次转化率为62％～72％。氨总回收率大于99％。甲铵分解采用逐级降压多级分解器法，每级中分解出来的气体用下一级生成稀甲铵水溶液吸收，最后返回合成系统。此法工艺流程较多，但其设计都要求：①最大限度地回收热量；②甲铵水溶液的循环量和水量降低到最低水平；③最大限度地降低动力消耗；④氨回收达到最佳值。
气提全循环工艺出现在60年代中期，与其他全循环工艺的不同点在于用氨、二氧化碳或其他气体作为气提剂，在高压下（或与合成等压）促使甲铵分解。具有代表性的二氧化碳气提工艺流程是：从合成塔出来的溶液依靠重力流入气提塔。气提塔的结构为列管式的降膜塔,温度保持在180～190℃，溶液在列管内壁成膜从塔顶流向塔底；二氧化碳原料气从塔底进入，向上流动。从气提塔出来的氨和二氧化碳流入高压甲铵冷凝器的顶部，同时还送入稀甲铵循环溶液和一部分由合成塔引出的溶液，保证有足够的溶剂，使甲铵不致析出。从高压甲铵冷凝器底部流出的溶液再返回合成塔，形成循环。从气提塔出来的溶液通过阀降压，然后进入低压分解系统（包括精馏塔、加热器和闪蒸罐）。分离出来的氨和二氧化碳再凝缩成稀甲铵溶液，返回高压系统。合成塔操作条件;压力约13.8MPa、温度180～185℃、氨与二氧化碳的摩尔比约 2.8。设备采用含钼的低碳不锈钢（气提塔用高镍铬不锈钢）。
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气提法工艺还有多种类型，如意大利斯纳姆公司的氨气气提工艺、意大利蒙
特爱迪生集团公司的氨与二氧化碳双气提工艺、日本东洋工程公司的节能型二氧化碳气提工艺、中国上海化工研究院等开发的变换气气提与合成氨脱除二氧化碳联合生产的工艺等。气提技术的采用使甲铵的分解与回收可以在较高压力下进行,相应地可以回收压力0.4～0.5MPa的蒸汽供本系统自用，使每吨尿素蒸汽耗量降至1t以下。
我国小型尿素装置时吸收中尿素装置生产运行经验的基础上发展起来的。小型尿素装置出现了很多公益技术的改进和发展。例如，一段分解采用预蒸馏流程，一段吸收增设一吸冷却器、解吸设置冷凝器等等。使装置的生产能力成倍的增加，并降低了原料、动力消耗，提高产品质量。
1.3 设计任务来源
设计课题为年产6万吨尿素合成的工艺设计，由老师指定。
第二章 尿素生产工艺流程
2.1 生产方法的确定
目前，我国大型厂采用的多数是二氧化碳气提法和溶液全循环改良C法，小型厂绝大多数采用水溶液全循环法。水溶液全循环工艺虽然是上世纪60年代的技术，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，它大大不同于60年代传统的预分离工艺。
1986年我国小型氮肥厂碳铵改产尿素的技术改造在山东邹城等三个小型氮肥厂水溶液全循环工艺实验装置上（4万t/年）相继获得成功。国家在“七五”和“八五”期间选择有条件的小型氮肥厂，安排上百家企业采用水溶液循环法将碳酸氢铵产品改为尿素，推动了小型氮肥工业产品结构的调整。
小型尿素装置建成和投产后，技术改造工作不断取得新的成果，小型尿素装置的生产呈现出产量增加、能耗降低，产品质量提高的可喜局面，为企业取得了好的经济效益，也为小型氮肥厂的发展注入了新的活力。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
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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1100 Kg，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。汽耗可望降至1000 Kg。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。
本设计年产6万吨，为小型氨厂。由于改造水溶液全循环工艺装置，技改投资低，增产幅度大，汽耗下降显著，与目前引进的NH3汽提装置或用高压圈改造的装置相比，水溶液全循环工艺装置的尿素因生产成本低更具有市场竞争力。所以本设计采用水溶液全循环法。
2.2 工艺流程叙述
水溶液全循环法工艺流程为：纯度为98.5％的CO2气体（要求气体中氧含量保持在0.5％－0.7％）进入压缩机，经五段压缩后送入合成塔。 来自氨罐的新鲜液氨，通过氨过滤进入液氨缓冲槽与回流氨混合进入高压氨泵，再经氨预热器加热进入合成塔。
由二氧化碳压缩机送来的CO2气体、高压氨泵送来的液氨和高压甲铵泵送来的甲铵液同时送入合成塔底部。
出合成塔的尿液经合成塔压力调节阀减压后，进入一段分解塔。尿液在一段分解塔闪蒸，液相在精馏段与一段分解分离器来的气体进行逆流传热，尿液被进一步分离。液相进入一段分解加热器加热，加热后的尿液在一段分解分离器中进行气液分离。为防止设备管道被腐蚀，往一段分解加热器液相进口管补入空气。出一段分解器的尿液进入二段分解塔顶部。出二段分解塔的气体进入二循一冷和二循二冷冷凝吸收，出二段分解塔的尿液进入闪蒸槽。
从一段分解塔从出来的气体和低压甲铵泵送来的稀甲铵液一起进入一段蒸发加热器下部的热利用段，然后进入一段吸收塔底部。出一段吸收塔的气氨在氨冷器中用水冷凝成液氨后，流至液氨缓冲槽。出氨冷器的气体进入惰性气体洗涤塔，其中氨被氨水泵送来的氨水吸收，出惰性气体洗涤塔的气体送往尾气吸收塔。
来自解吸塔的气体与二段分解塔来的气体混合后，进入二循一冷底部，气相中的大部分氨、二氧化碳和水被冷凝吸收，生成的稀甲氨液由低压甲氨泵送入一段吸收塔。出二循一冷的气体进入二循二冷底部，被蒸发冷凝液吸收，剩余的气体送往尾气塔。
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惰性气体洗涤塔出来的气体和二循二冷出来的气体进入尾气塔经洗涤后，残余气体放空，液体返回碳铵液槽。
碳铵液槽的碳铵液经解吸泵送入解吸塔，出解吸塔的气体进入二循一冷，出解吸塔的废液经解吸换热器换热后排入地沟。
出二段分解塔的尿液进入闪蒸槽被闪蒸后流入一段蒸发加热器。尿液经热利用段和加热段加热，在一段蒸发分离段分离出的尿液去二段蒸发器，被管间蒸汽加热后进入二段蒸发分离器进行气液分离。液相的熔融尿素，经熔融泵送往造粒喷头进行旋转喷洒造粒。
一段蒸发气相和闪蒸气相一道进入一段蒸发表冷器内冷凝为碳铵液。二段蒸发气相经升压器进入二段蒸发表冷凝器内冷凝。
2.3 工艺流程简图
冷凝 含氨凝液 冷凝 减压 液氨 尿素合成塔 分解分离 吸收 蒸发 分离 CO2 压缩机 干燥 造粒 尿素
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第三章 工艺计算
3.1物料衡算
3.1.1产量及产品质量与消耗定额 3.1.1.1产量
设计产量年产尿素6万吨，年开工时间340天。
3.1.1.2产品质量
符合GB2440-91国家农用尿素标准。
表3–1 GB2440-91国家农用尿素标准
指标名称 含氮 含水 一等品 ≥46.30％ ≤0.6％ 二等品 ≥46.0％ ≤1.0％ 指标名称 含缩二脲 粒度 (0.8–2.6mm) 一等品 ≤1.0％ ≥90％ 二等品 ≤2.5％ ≥90％ 3.1.2 计算条件的确定 3.1.2.1 计算基准
以一吨成品尿素为计算基准。
3.1.2.2 成品规格
粒状尿素的规格为：含氮量 46％（折合尿素98.5％，重量，其中未含缩二脲含氮量） 缩二脲 1.0％ 水 0.5％
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3.1.2.3原料消耗定额
年产6×104万吨尿素装置通用设计采用的吨尿素原料消耗定额为： NH3 630Kg CO2 750Kg
3.1.2.4 每吨成品尿素氨的损耗及其分配
总损失量：630－985×2×17/60－10×3×17/103＝66.882 Kg 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的氨的摩尔数； 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 0.73Kg
液氨泵漏损 47.51Kg 尾气吸收塔放空损失 2.64Kg 二段蒸发冷凝液排出 3.70Kg 一段蒸发喷射器放空损失 4.63Kg 造粒塔损失2.76Kg 成品包装运输损失 4.27Kg 总计 66.882 Kg
3.1.2.5 每吨成品尿素CO2的损失及分配
总损失量：750－985×44/60－10×2×44/103＝19.123Kg 式中 44 ——CO2摩尔质量；
2——每摩尔缩二脲中所消耗CO2的摩尔数；
其中： CO2压缩机损失 17.27Kg 解析塔废液排出 0.20Kg
二段蒸发冷凝液排出 0.39Kg 造粒塔损失 0.30Kg
总共 19.123
每吨成品尿素的损失 1.49Kg 水解消耗的尿素 2.18Kg 缩二脲生成量 3.27Kg 系统中循环的尿素量 2.5Kg
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3.1.3 CO2压缩系统 3.1.3.1条件
（1）CO2气体的组成
加防腐空气后，干基，体积%，惰气除氧外全部按氮计。 CO2 95.7% N2 3.8%
O2 0.5% 气体含硫量忽略不计。 （2）O2气体进入压缩系统的参数 压力P=0.1052MPa 温度≤35°C
（3）CO2气体湿含量按吸入条件下饱和水蒸气含量计 35°C时，水蒸气的压力为：0.0056MPa
（4）CO2气体五段入口压力7.995MPa，40°C，五段出口压力为20.595 MPa（绝），温度 125°C
3.1.3.2 计算
（1）进入CO2压缩系统的干CO2气体量 CO2：750Kg或17.0454Kmol
O2：17.0454*0.5/95.7＝0.089 Kmol或2.850Kg N2：17.0454*4.0/95.7＝0.6768 Kmol或18.9511Kg 干CO2气体量：
750+2.850+18.951=771.8011Kg 或17.0454+0.089+06768＝17.8112Kmol （2）CO2气体带入水量
17.112*0.0056/（0.1052-0.0056）=1.0014 Kmol或18.026Kg （3）CO2气体在压缩系统的损失量（干基） CO2：17.27Kg或0.3925Kmol
O2：0.3925*0.5/95.7＝0.0020 Kmol或0.0656Kg N2：0.3925*4.0/95.7＝0.0156 Kmol或0.4364Kg （4）压缩后的CO2气体量（干基）
CO2：750-17.27=732.73 Kg或16.6529Kmol O2：2.850-0.0656=2.194 Kg或0.06856 Kmol N2：18.951－0.4364＝18.5146 Kg或0.6612Kmol 总共：753.4386Kg或17.3827Kmol
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（5）压缩后的CO2气体含水量
CO2气体压缩机未设置五段水冷器，故压缩后的CO2气体含水量为五段入口CO2气体的饱和水蒸气含量。四段水分离器后泄露的水蒸气忽略不计。 40°C时，水蒸气的压力为0.0074 MPa 故气相含水量;
17.3827*0.0074/(7.995-0.0074)＝0.0161 Kmol或0.290Kg （6）CO2压缩机各段排出水量
H2O 18.026-0.290＝17.736 Kg或0.9853 Kmol
3.1.4 尿素合成塔 3.1.4.1 条件
（1）尿素合成塔原始物料组成
NH3 / CO2＝4.3(摩尔比) H2O / CO2＝0.7（摩尔比） （2）操作条件
压力：19.712 MPa 温度：188±2°C （3）CO2的转化率维尔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尿素合成塔的氨基甲酸铵溶液中 NH3 / CO2＝3.2（摩尔比），含循环尿素2.5Kg
3.1.4.2 计算
（1）生成尿素的计算 每吨成品尿素含尿素 985Kg 损失尿素 1.49 Kg 水解尿素2.18Kg
生成缩二脲消耗尿素 3.27*2*60/103＝3.81 Kg 尿素合成塔应生成尿素量：
985+1.49+2.18+3.81=992.48Kg或16.5413Kmol 消耗氨 992.48*2*17/60＝562.405 Kg或33.0827Kmol 消耗CO2：992.48*44/60＝727.819Kg或16.5413Kmol 生成水：992.48*18/60＝297.744 Kg或16.5413Kmol （2）入塔原料二氧化碳气体
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由二氧化碳压缩系统物料平衡可知; CO2：16.6529 Kmol或732.73Kg O2：0.06856 Kmol或2.194Kg N2：0.6612 Kmol或18.5146Kg H2O：0.0161Kmol或0.290Kg （3）入塔一段甲胺溶液
CO2：992.48*44/(60*0.64)-732.73=404.487 Kg或9.1929Kmol NH3：404.487*3.2*17/44=500.093 Kg或29.4172Kmol
H2O：992.48*18*0.7/(60*0.64)-0.290=325.368 Kg或18.0760Kmol 循环尿素;2.5 Kg或0.04167Kmol （4）入塔液氨
992.48*4.3*17/(60*0.64)-500.093=1389.237Kg或81.7198Kmol 原料氨消耗定额 630 Kg 液氨泵泄露 47.51 Kg
故入塔原料液氨 630-47.51=582.49 Kg或34.264Kmol 循环液氨 1389.237-582.49=806.747 Kg或47.4557Kmol （5）出塔气液混合物
尿素 992.48+2.5=994.98 Kg或16.583Kmol
二氧化碳 732.73+404.487-727.819=409.398 Kg或9.3045Kmol 氨 1389.237+500.093-562.405=1326.925 Kg或78.0544Kmol 水 297.744+0.290+325.368=623.402Kg或34.6334Kmol 氧气 2.194 Kg或0.06856Kmol 氮气 18.5146Kg或0.6612Kmol
3.1.5 分离器 3.1.5.1 条件
一段分解分离器的甲氨分解率为15%，过量氨蒸出率为66% 一段预分离器的出口气相水分含量4.65%（分子比）
3.1.5.2 计算
预分离器的物料衡算 出口气体组成
13
二氧化碳 409.398*0.15=61.410 Kg或1.396Kmol
过量氨：（1389.237+500.093）－562.405－316.427=1010.498Kg或59.441 Kmol
过量氨蒸出 1010.498*0.66=666.929 Kg或39.23Kmol 由甲铵分解率
9.307*0.15*2=2.792 Kmol 或 47.464 Kg
则气体中的氨 666.929+47.464=714.393 Kg 或 42.023 Kmol
水：（1.396+42.023+0.06856+0.6612）*4.65/(100-4.65)=2.153 Kmol或38.755 Kg
氧气 2.194 Kg或0.06856Kmol 氮气 18.5146Kg或0.6612Kmol 预分离器出口尿液组成 尿素 994.98 Kg或16.583Kmol
二氧化碳 9.307-1.396=7.911 Kmol或348.084Kg 氨 1326.925-714.393=612.532 Kg或36.03Kmol 水 623.402-38.755=584.647 Kg或32.48Kmol
3.1.6 一段分解系统 3.1.6.1 条件
（1）一段分解操作条件
压力 1.765Mpa 温度t=155-160°C （2）一段分解效率
甲铵分解率 88% 总氨蒸出率 90% （3）一段分解气含水量 17%（摩尔比） （4）加入防腐空气2.0立方米（标）
3.1.6.2 计算
（1）加入防腐空气：
空气的摩尔标准体积按22.4L计，含氧取20.81%，其余按氮计，空气含水量忽略不计。
氧气 2*0.2081/22.4=0.0186 Kmol或0.595Kg 氮气 2*（1-0.2081）/22.4=0.0707 Kmol或1.98Kg
14
（2）一段分解气 出口气体组成
CO2 9.307*0.88-1.396=6.794Kmol或298.94 Kg NH3 59.441*(0.9-0.66)=14.266 Kmol或242.52Kg 由甲铵分解得 9.73*0.88*2-2.792=13.588Kmol或231.00Kg 则气体中的总氨量为
14.266+13.588=27.854 Kmol或473.518 Kg O2 0.06856+0.0186=0.08716Kmol或2.789Kg N2 0.6612+0.0707=0.7319Kmol或20.4932Kg
H2O （6.794+27.854+0.08716+0.7319）*0.17/（1-0.17）=7.264Kmol或130.758Kg
（3）一段分解系统出口尿液 尿素 994.98 Kg或16.583Kmol
CO2 7.911-6.794=1.117 Kmol或49.148 Kg NH3 612.532-473.518=139.014Kg或8.177Kmol H2O 584.647-130.758=453.889Kg或25.216Kmol
3.1.7 二段分解系统 3.1.7.1 条件
（1）二段分解操作条件
压力 0.392 MPa 温度150°C （2）二段分解排出物料组成
溶液含氮 0.75%（重量） 溶液含二氧化碳0.48%（重量） 气相含水 25%（体积）
（3）二段分解系统生成缩二脲2.18Kg
3.1.7.2 计算
（1）生成缩二脲的计算
消耗尿素 2.18*2*60/103=2.54 Kg或0.042Kmol 放出氨 2.18*17/103=0.36 Kg或0.021Kmol 生成缩二脲 2.18 Kg或0.021Kmol （2）二段分解排出气体
15
设气相中含CO2——XKg NH3——YKg H2O——ZKg 据气液相组成列出算式
(49.148－X)/（1637.041－X－Y－Z）=0.0048 (139.014+0.36－Y)/(1637.041－X－Y－Z)=0.0075 Z/18*(X/44+Y/17)=25/75 联立解得
X（CO2）=40.19 Kg或0.913Kmol Y（NH3）=130.93Kg或7.702Kmol Z（H2O）=51.69Kg或2.872Kmol （3）二段分解排出尿液
尿素 994.98-2.54=992.44 Kg或16.5407Kmol CO2 49.148-40.19=8.958 Kg或0.2036Kmol NH3 139.014+0.36-130.93=8.444 Kg或0.4967Kmol H2O 453.889-51.69=402.199 Kg或22.3444Kmol 缩二脲 2.18Kg或0.021Kmol
3.1.8 闪蒸槽 3.1.8.1 条件
（1）闪蒸槽操作条件
压力 0.0441 MPa 温度 100 °C （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 76%（尿素的分数）
3.1.8.2 计算
尿素合成塔排出溶液总氨量1326.925Kg CO2含量409.398Kg 总过剩氨量 1326.925-409.398*34/44=1010.498Kg （1） 闪蒸槽排出尿液 尿素 992.44Kg或16.5407Kmol
CO2 409.398*（1-0.991）=3.6846Kg或0.08374Kmol
NH3 1010.498*（1-0.9985）+3.6846*34/44=4.3629Kg或0.2566Kmol H2O 992.44*24/76=313.402Kg或17.411Kmol
16
缩二脲 2.18Kg或0.021Kmol （2） 闪蒸槽排出气体
CO2 8.958-3.6846=5.2734Kg或0.1551Kmol NH3 8.444-4.3629=4.0811Kg或0.2401Kmol H2O 402.199-313.402=88.797Kg或4.933Kmol
3.1.9 一段蒸发器 3.1.9.1 条件
（1）一段蒸发器操作条件 压力 0.0267 MPa 温度 130 °C （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企划进入气相，溶液中尿素/H2O=96：4（重量比）
（3）一段蒸发气夹带尿素0.13Kg，蒸发过程中生成缩二脲0.36Kg，水解尿素1.64Kg
3.1.9.2 计算
（1）水解尿素计算
消耗尿素 1.64Kg或0.0273Kmol
消耗水 1.64*18/60=0.492Kg或0.0273Kmol 生成CO2 1.64*44/60=1.203Kg或0.0273Kmol 生成NH3 1.64*2*17/60=0.929Kg或0.05467Kmol （2）生成缩二脲计算
生成缩二脲 0.36Kg或0.0035Kmol
生成NH3 0.36*17/103=0.0594Kg或0.0035Kmol 消耗尿素 0.36*2*60/103=0.4194Kg或0.007Kmol （3）一段蒸发器出口尿液
尿素992.44-0.13-1.64-0.419=990.25061Kg或16.5042Kmol 水 990.2506*4/96=41.260Kg或2.2922Kmol 缩二脲 2.18+0.36=2.54Kg或0.02466Kmol （4）一段蒸发器出口气体 尿素 0.13Kg或0.0022Kmol
17
CO2 3.6846+1.2027=4.8873Kg或0.111Kmol NH3 4.3629+0.9293+0.0594=5.3516Kg或0.3148Kmol H2O 313.402-0.492-41.260=271.65Kg或15.0917Kmol
3.1.10 二段蒸发器 3.1.10.1 条件
压力 3.33 MPa 温度 140 °C
二段蒸发蒸汽夹带尿素2.94Kg，蒸发过程中水解尿素0.54Kg，生成缩二脲0.73Kg
3.1.10.2 计算
（1）水解尿素计算
消耗尿素 0.54Kg或0.009Kmol
消耗水 0.54*18/60=0.162Kg或0.009Kmol 生成CO2 0.54*44/60=0.396 Kg或0.009Kmol 生成NH3 0.54*2*17/60=0.306Kg或0.018Kmol （2）生成缩二脲计算
生成缩二脲 0.73 Kg或0.0071Kmol
生成NH3 0.73*17/103=0.12 Kg或0.0071Kmol 消耗尿素 0.73*2*60/103=0.85 Kg或0.0142Kmol （3）二段蒸发器出口熔融尿素
造粒包装过程中空气及泄露尿素带走的水忽略不计，则熔融尿素含水5 Kg或0.2778Kmol
尿素 990.2506-2.94-0.54-0.85=985.9201 Kg或16.4320Kmol 缩二脲 2.54+0.73=3.27 Kg或0.3175Kmol （4）二段蒸发器出口气体 尿素 2.94 Kg或0.049Kmol CO2 0.396 Kg或0.009Kmol
NH3 0.306+0.12=0.426 Kg或0.025Kmol H2O 41.260-5-0.162=36.098 Kg或2.0054Kmol
18
3.2 热量平衡计算 3.2.1 尿素合成塔 3.2.1.1 计算依据
原料CO2气体入塔压力为21.68 MPa（绝），125°C 一段甲铵溶液入塔压力为21.68 MPa（绝），100°C 尿素合成塔排出反应物压力为21.68 MPa（绝），190°C 收入物料： （1）原料CO2气体
CO2 732.73 Kg或16.6529Kmol 95.71%（体积） 20.728MPa（分压） O2 2.194Kg或0.06856Kmol 0.4%（体积） 0.1084 MPa（分压） N2 18.5146 Kg或0.6612Kmol 3.8 %（体积） 0.82384 MPa（分压） H2O 0.290Kg或0.0161 Kmol 0.09% （体积） 0.0195MPa（分压） 总计 753.7286 Kg或17.3988Kmol 100% 21.68 MPa （2）液氨 1389.237Kg 100%（重量） （3）一段甲铵溶液
尿素 2.5Kg 0.20%（重量） 甲铵 731.088Kg 59.32%（重量） 氨水 498.86Kg 40.48%（重量） 其中 氨：173.493Kg 35.43%（重量） 水：325.368Kg 64.57%（重量） 总计 1232.488Kg 100% 支出物料：
尿素合成塔排出气液混合物为 尿素 994.98Kg CO2 409.11Kg NH3 1326.925Kg H2O 623.4027Kg O2 2.194Kg N2 18.5146Kg
在原始液相氨碳比为4.3，水碳比为0.7，尿素合成温度为190°C的条件下，尿素合成塔的平衡压力P为：
19
（54.75*4.3-10.1*0.7*4.3-90.25*0.7-0.1502*4.3*190+2.059*10000*0.7/190-3.581*190+0.02099*1902+1）*0.09807 =16.9997 MPa（绝）
物系气相氨碳比G（摩尔比）为 4.3=10
(0.0011*190+0.1987)
*G
(0.004768*190+0.5433*0.7-0.001667*0.7*190-0.8078)
G=7.5595
尿素合成尾气中惰气为 0.6612+0.06856=0.7298Kmol 故尾气中氨与二氧化碳的数量为：
0.7928*16.9997/（21.68-16.9997）=2.6508Kmol 其中 NH3 2.6508*7.5595/（7.5595+1）=2.3411Kmol CO2 2.6508*1/(7.5595+1)=0.3097 Kmol 尿素合成塔排出气体量：
NH3 39.7987Kg或2.3411Kmol 69.25%（体积） 15.014 MPa（分压） CO2 13.6264 Kg或0.3097Kmol 9.16 %（体积） 1.986 MPa（分压） O2 2.194 Kg或0.06658Kmol 2.03 %（体积） 0.4397 MPa（分压） N2 18.5146 Kg或0.66121Kmol 19.551 %（体积） 4.2403 MPa（分压） 总计 74.1337 Kg或3.38061Kmol 100% 21.68 MPa 尿素合成塔排出液体量： 尿素 994.98 Kg 30.14%（重量） 甲铵 792.9003Kg 24.02 %（重量） 氨水 1513.1116Kg 45.84 %（重量） 其中 氨：889.710Kg 58.8 %（重量） 水：623.402 Kg 41.2 %（重量） 总计 3300.9923 Kg 100%
3.2.1.2 计算
[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
设入塔液氨温度为t，在20 MPa下，其焓值为ix KJ/Kg 15.19 MPa，190°C时，i=1853.5 KJ/Kg
查得CO2的焓值：20.685 MPa 125°C时，i=711.3KJ/Kg 2.23 MPa 190°C时，i=882.8KJ/Kg 由氧的 i – S 图查得氧的焓值 0.108 MPa，125°C时，i=360KJ/Kg
20
0.454 MPa，190°C时，i=460KJ/Kg 由氮的 i – S 图查得氮的焓值 0.46 MPa，125°C时，i=408KJ/Kg 3.782 MPa，190°C时，i=490KJ/Kg
△H1=39.7981（1853.5- ix）+13.6264*（882.8-711.3）+2.194（460-360）+18.5146（490-408）=77841.42-39.7987 ix [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：732.73-13.6264=719.1036Kg 25°C时，i=728KJ/Kg
△H2=719.1036*（728-711.3）=12009 KJ [3]当量氨降温降压汽化吸热△H3 当量氨量 719.1036*34/44=555.671 Kg 由氨的i – P图查得氨的焓值
0.101 MPa，25°C时，i=1757.28KJ/Kg
△H3=555.671（1757.28- ix）=976469-555.671 ixKJ [4]NH3、CO2生成甲铵放热△H4
在0.101 MPa，25°C时，气态氨与二氧化碳生成固体甲氨的生成热为：-159350 KJ/Kmol
△H4=719.1036*（-159350）/44=-2604299 KJ [5]固体甲氨升温至熔点吸热△H5
固体甲氨从25°C升至150°C间的积分平均摩尔比热容为176.264 △H5=719.1036*176.264*（152-25）/44=365852KJ [6]固体甲氨熔融吸热△H6
固体甲氨熔融吸热取20306 KJ/Kmol △H6=719.1036*20306/44=331866KJ [7]循环甲氨与尿素升温吸热△H7
查图取甲氨平均摩尔比热容Cp=151.461KJ/(kmol·°C) 查图取尿素的热容Cp=1.922 KJ/Kg·°C
△H7=731.088*151.461（152-95）/78+2.5*1.922（152-95）=81203KJ [8]甲氨脱水生成尿素吸热△H8
取甲氨脱水生成尿素的反应热为21850.9KJ/Kmol △H8=（994.98-2.5）*21850.9/60=361443KJ [9]循环氨水降温放热△H9
查图 35.43%氨水的比热容Cp=4.561 KJ/Kg △H9=498.86*4.561（25-95）=-159271KJ
21
[10]循环氨降温放热△H10
由氨的i – P图查得高压下氨的焓值 19.712 MPa，25°C时，i=529.276KJ/Kg
存留于液相的循环氨量：1389.237-39.7987-555.691=793.7673Kg △H10=793.7673*（529.276- ix）=421022-793.7673 ixKJ [11]原料二氧化碳气体水蒸汽液化放热△H11 由水蒸汽的i – s图查得
0.018MPa，125°C时，i=2524.64KJ/Kg 19.718MPa，25°C时，i=104.6KJ/Kg △H11=0.290*（104.6-2524.64）= -702 KJ [12]反应生成水降温放热△H12
19.712 MPa，152°C时，i=640.57KJ/Kg 19.712 MPa，25°C时，i=104.6KJ/Kg
反应生成水量：（994.98-2.5）*18/60=297.744Kg △H12=297.744（104.6-640.57）= -159582 KJ [13]液氨溶于水的混合热△H13
一段甲氨溶液中氨水含氨：173.493Kg（浓度35.43%） 出塔氨水含氨889.710Kg，58.8%
35.43%浓度氨水积分溶解热为-668.136 KJ/Kg 58.8%浓度氨水积分溶解热为-408.258 KJ/Kg
△H13=889.710（-408.258）-173.493（-668.136）=-247314 KJ [14]出塔氨水升温吸热△H14
△H14=1513.1116*5.111（190-25）=1276030KJ [15]出塔甲铵升温吸热△H15
查图取甲铵平均摩尔比热容152.716 KJ/(Kg·°C) △H15=792.9003*152.716（190-152）/78=58992 KJ [16]出塔尿素升温吸热△H16
△H16=994.98*1.992（190-152）=75316 KJ [17]尿素合成塔若热损失△H17
当空气速度W≤5m/s时，给热系数按αT下式计算
αT=22.19+15.072w, KJ/(m2·h·°C) (8-1-1) 式中W——风速，m/s
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为17.8°C
αT=22.19+15.072*1.8=49 KJ/(m2·h·°C)
22
尿素合成塔规格：Φ1600 H=17000
散热面积F=（1.60+0.11*2）π*17+2*π/4（1.60+0.11*2）2=89.75 m2 故小时散热量为49*89.75*17.8=78280 KJ/h 尿素装置日产量176.47t △H17=78280*24/176.47=10646KJ [18]尿素合成塔热平衡 ∑△H1-17=0
77841-39.7987ix+12009+976469-555.671ix-2604299+365852+331866+81203+361443-159271+420122-793.7673ix-702-159582-247314+1276030+58992+75316+10646=0
1389.237 ix=876621KJ
解得 ix=631.009KJ/Kg
查图得氨预热器的出口液氨温度为48°C
△H1=52728 KJ △H3=625836KJ △H10=-80746 KJ
3.2.1.3 尿素合成塔热量平衡表
表3–2
收入热量 名称 甲氨生成热 过量氨混合热 (△H9+△H10+△H12+△H13) 原料气中水蒸汽液化放热 总计 3251920 100.00 固体甲铵升温 固体甲铵熔融 循环甲铵与尿素升温 365852 331866 81203 11.25 10.20 2.50 702 0.02 当量氨降温降压气化 625835 19.24 KJ 2604299 646919 % 80.08 19.90 支出热量 名称 出塔气体升温 CO2气体降温降压 KJ 52728 12009 % 1.62 0.37 甲铵转化尿素吸热 出塔溶液升温吸热 (△H14+△H15+△H16) 361443 1410338 10646 11.12 43.37 0.33 热损失 23
总计 3251920 100.00 3.2.2 一段分解系统 3.2.2.1 计算依据
收入物料：
（1）尿素合成塔排出气体
NH3 39.7987 Kg或2.3411Kmol 69.25%（体积） 15.014 MPa（分压） CO2 13.6264Kg或0.3097Kmol 9.16 %（体积） 1.986 MPa（分压） O2 2.194 Kg或0.06865Kmol 2.03 %（体积） 0.4397 MPa（分压） N2 18.5146 Kg或0.6612Kmol 19.551 %（体积） 4.2403 MPa（分压） 总计 74.1337 Kg或3.38056Kmol 100% 21.68 MPa （2）尿素合成塔排出液体量： 尿素 994.98 Kg 30.14 %（重量） 甲铵 792.9003 Kg 24.02 %（重量） 氨水 1513.1116 Kg 45.84 %（重量） 其中 氨：889.710Kg 58.8 %（重量） 水：623.402 Kg 41.2 %（重量） 总计 3300.9923 Kg 100% （3）防腐空气
1.7658MPa 40 °C
O2 0.595 Kg或0.0186Kmol 20.81 %（体积） 0.367MPa（分压） N2 1.98Kg或0.0707Kmol 79.19 %（体积） 1.398MPa（分压） 总计 2.575Kg或0.0893Kmol 100% 1.765MPa 支出物料：
（1） 一段分解气体
1.765 MPa 124°C
NH3 242.52Kg或14.266Kmol 49.1%（体积） 0.867 MPa（分压） CO2 298.94 Kg或6.794Kmol 23.38%（体积） 0.413MPa（分压） H2O 130.758Kg或7.264Kmol 25.00%（体积） 0.441MPa（分压） O2 2.194 Kg或0.06856Kmol 0.236 %（体积） 0.00417MPa（分压） N2 18.51Kg或0.6612Kmol 2.27%（体积） 0.0402MPa（分压） 总计 692.922Kg或29.0538Kmol 100% 1.7658MPa （2）一段分解系统出口溶液量：
24
尿素 994.98 Kg 60.78%（重量） 甲铵 100.482Kg 6.14%（重量） 氨水 541.569 Kg 33.08 %（重量） 其中 氨：87.68Kg 16.19%（重量） 水：453.889Kg 83.81%（重量） 总计 1637.031 Kg 100%
（3）尿素溶液浓缩热很小，忽略不计
3.2.2.2 计算
（1）尿素合成塔尾气降温降压吸热△H1 由尿素合成塔物料平衡，合成塔尾气焓值为： 13.93MPa 190°C时， iNH3=1853.5KJ/Kg 2.04MPa 190°C时， iCO2=882.8KJ/Kg 0.436MPa 190°C时， iO2=460KJ/Kg 3.306MPa 190°C时， iN2=490KJ/Kg 一段分解气焓值为;
1.442MPa 124°C时， iNH3=1937.192KJ/Kg 0.182MPa 124°C时， iCO2=812.951KJ/Kg 0.002MPa 124°C时， iO2=360KJ/Kg 0.016MPa 124°C时， iN2=410KJ/Kg
△H1=39.7987(1937.192-1853.5)+13.6264（812.951-882.8（360-460）+18.5146（410-490）=678.474 KJ （2）防腐空气升温吸热△H2
0.367MPa 40°C时， iO2=283KJ/Kg 1.398MPa 40°C时， iN2=317KJ/Kg
△H2=0.595（360-283）+1.98（410-317）=230 KJ （3）甲铵分解吸热△H3
分解甲铵量：792.9003-100.482=692.418Kg
焓为状态函数，与过程无关，故甲氨的分解按下列过程进行 190°C液态甲铵降压降温至0.101MPa，25 °C放热 查图平均比热容Cp=150.624 KJ/(kmol·°C) q1=150.624（25-190）=-24853 KJ/Kmol 25°C甲铵凝固放热：
q2=-20306 KJ/Kmol
25
+2.194）0.101MPa，25 °C时，甲铵分解吸热 q3=159360KJ/Kmol
0.101MPa，25 °C的气态氨与CO2升温、升压至出塔状态吸热
0.101MPa 25°C时， iNH3=1757.28KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iCO2=728KJ/Kg
q4=34（1937.192-1757.28）+44（812.951-728）=9855 KJ/Kmol 千摩尔甲铵自进口至出塔状态分解热为
q=-24853-20306+159360+9855=124056 KJ/Kmol △H3=692.418*124056/78=1101264KJ （4）氨水分解热△H4 氨水分解按下列步骤进行
入口氨水自190°C降温至25°C放热：
据尿素合成塔热平衡，58.8%氨水平均比热容Cp=5.111 KJ/(Kg·°C)
q1=1513.1116*5.111（25-190）= -1276030 KJ 25°C氨水分解吸热
58.8%氨水积分溶解热为 -408.258 KJ/Kg 16.19%氨水积分溶解热为 -777.13 KJ/Kg
q2=889.710*408.258-87.68*777.13=295092 KJ 25°C的未分解氨水升温吸热
q3=541.569*4.519（160-25）=330.392 KJ 分解出的氨与水汽化、升温吸热 25°C液氨，i=529.276KJ/Kg 25°C水，i=104.6KJ/Kg
q4=802.03（1937.192-529.276）+130.758（2706.348-104.6） =1469390KJ
△H4=∑q1-4=-1276030+295092+330392+1469390=818844KJ （5）未分解甲氨降温放热△H5
查图得甲氨平均比热容Cp=151.879KJ/(kmol·°C) △H5=100.482*151.879（160-190）/78=-5870 KJ （6）尿素降温放热△H6
取尿素的平均比热容Cp=1.992 KJ/(Kg·°C) △H6=994.98*1.992（160-190）=-59460 KJ （7）热损失△H7
据尿素合成塔热平衡计算，估计吨尿素热损失△H7=6524KJ 热平衡方程： ∑△H1-8=0
26
678.474+230+1101264+818844-5870-56460+6524+△H8=0 △H8=-1865210KJ
3.2.2.3 一段分解系统热平衡表
表3–3
收入热量 名称 未分解甲氨放热 尿素放热 加热蒸汽供热 总计 KJ 5870 59460 1862210 1927540 % 0.31 3.08 96.61 100.00 支出热量 名称 尿素合成塔尾气吸热 防腐空气吸热 甲氨分解吸热 氨水分解吸热 热损失 总计 KJ 678.474 230 1101264 818844 6524 1927540 % 0.035 0.012 57.133 42.481 0.339 100.00 3.2.3 二段分解系统 3.2.3.1 计算依据
收入物料
一段分解出口尿液 1.765 MPa 160°C 尿素994.98Kg 60.78%（重量） 甲铵 100.482Kg 6.14 %（重量） 氨水 541.569Kg 33.08%（重量） 其中 氨：87.68Kg 16.19 %（重量） 水：453.889Kg 83.81 %（重量） 总计 1637.03Kg 100% 支出物料
（1）二段分解气 0.392 MPa 140°C
NH3 130.93Kg或7.702Kmol 58.76%（体积） 0.230 MPa（分压） CO2 40.19Kg或0.9134Kmol 18.04%（体积） 0.0707MPa（分压） H2O 100.534Kg或2.8717Kmol 23.20%（体积） 0.0909MPa（分压） 总计 233.453Kg或11.4871Kmol 100% 0.392MPa （2）二段分解系统出口溶液 0.392 MPa 140°C 尿素 992.44 Kg 70.19%（重量）
27
甲铵 12.651Kg 0.89%（重量） 缩二脲 2.18Kg 0.15%（重量） 氨水 406.590Kg 28.77 %（重量） 其中 氨：4.391 Kg 1.080%（重量） 水：402.199Kg 98.92%（重量） 总计1413.861 Kg 100%
（3）二段分解过程生成缩二脲3.27 Kg，其量甚微，其显热并入尿素计算，其反应热及放出氨带走热量忽略不计。 （4）尿素溶液浓缩热很小，忽略不计。
3.2.3.2 计算
（1）甲氨分解吸热△H1
分解甲氨量：100.482-12.651=87.831Kg 160°C液态甲氨降压降温至0.101 MPa，25°C 查图，平均比热容Cp= 147.277KJ/(kmol·°C) q1=147.277（25-160）=-19882 KJ/Kmol 25°C甲氨凝固放热
q2=-20306 KJ/Kmol 0.101 MPa，25°C时，甲氨分解吸热 q3=159350 KJ/Kmol 分解出的气氨，气态CO2升压升温吸热 0.101MPa 25°C时， iNH3=1757.8KJ/Kg 0.193MPa 120°C时， iCO2=1970.7KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iO2=728KJ/Kg 0.025MPa 120°C时， iN2=812.5KJ/Kg
q4=34（1970.7-1757.8）+44（812.5-728）=10957 KJ/Kmol 每千摩尔甲铵入塔至出塔状态的分解热为
q=∑q1-4=-19882-20306+159350+10957=130119 KJ/Kmol △H1=87.831*130119/78=146519KJ （2）氨水分解吸热△H2
入口氨水自160°C降温至25°C放热：
查图，16.19%氨水平均比热容Cp= 4.519KJ/(Kg·°C)
q1=541.569*4.519（25-160）= -330392 KJ 25°C氨水分解吸热
28
58.8%氨水积分溶解热为 -777.13 KJ/Kg 16.19%氨水积分溶解热为 -828.63 KJ/Kg
q2=87.68*777.13-4.391*828.63=64500KJ 25°C的未分解氨水升温吸热
q3=406.590*4.226（140-25）=197599KJ 分解出的氨与水汽化、升温吸热 25°C液氨，i=529.276KJ/Kg 据一段分解系统热平衡 25°C 液氨，i=529.276KJ/Kg 25°C 水，i=104.6KJ/Kg
q4=（87.68-4.391）*(1970.7-529.276)+51.69（2721.42-104.6） =255318 KJ
△H2=-330392+64500+197599+255318=187025KJ （3）未分解甲铵降温放热△H3
查图得甲氨平均比热容Cp=151.461KJ/(kmol·°C) △H3=12.651*151.461（140-160）=-491 KJ （4）尿素降温放热△H4
取尿素的平均比热容Cp=1.992 KJ/(Kg·°C) △H4=（992.44+2.18）*1.992(140-160)=-39625KJ （5）热损失△H5
据尿素合成塔热平衡计算，吨尿素热损失△H5=2421KJ （6）热负荷△H6 热平衡方程： ∑△H1-6=0
1 46519+187025-491-39625+2421+△H6=0 △H6=-295849KJ
3.2.3.3 二段分解系统热量平衡表
表3–4
收入热量 名称 未分解甲铵放热 尿素放热 加热蒸汽供热 总计 KJ 491 39625 295849 335965 % 0.15 11.79 88.06 100.00 支出热量 名称 甲铵分解吸热 氨水分解吸热 热损失 总计 KJ 146519 187025 2421 335965 % 43.61 55.67 0.72 100.00 29
3.2.4 闪蒸槽 3.2.4.1 计算依据
收入物料;
二段分解系统出口溶液 0.392 MPa 140°C 尿素 992.44Kg 70.28%（重量） 甲铵 10.422Kg 0.73%（重量） 缩二脲 2.18Kg 0.15%（重量） 氨 4.81Kg 0.34 %（重量） 水 402.199Kg 28.5%（重量） 总计 1412.041 Kg 100% 支出物料
（1）闪蒸槽出口气体 0.044 MPa 100°C
NH3 4.0811Kg或0.2401Kmol 4.52%（体积） 0.002MPa（分压） CO2 6.2734Kg或0.1426Kmol 2.68%（体积） 0.0012MPa（分压） H2O 88.797Kg或4.933Kmol 92.80%（体积） 0.0409MPa（分压） 总计 99.1515Kg或5.3157Kmol 100.00% 0.0441MPa （2）闪蒸槽出口尿素溶液 0.0441 MPa 100°C
尿素 992.44 Kg 75.41%（重量） 甲铵 6.754Kg 0.51%（重量） 缩二脲 2.18Kg 0.16%（重量） 氨：1.294 Kg 0.1%（重量） 水：313.402g 23.82） 总计 1316.070Kg 100%
（3）闪蒸槽分解的甲铵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
3.2.4.2 计算
（1） 尿素溶液带入热量
查图，取尿素水溶液平均比热容Cp= 2.845KJ/(Kg·°C)
30
△H1=-1412.041(140-25）= - 461979KJ （2）尿素水溶液带出热量△H2
设溶液出口温度为t°C，查图，取尿素水溶液平均比热容2.783 KJ/(Kg·°C) △H2=1316.070*2.783（t-25）=3633t-91565 KJ （3）甲铵分解热△H3
甲铵熔融热20306 KJ/Kmol 甲铵生成热-159350 KJ/Kmol
△H3=（10.422-6.754）（159350-20306）/78=6538 KJ （4）氨水分解热△H4 气氨在水中积分溶解热为： 入口氨水：1.08% -2048.44 KJ/Kg 出口氨水：0.34% -2050.77 KJ/Kg △H4=4.8*2048.44-1.294*2050.77=7179 KJ （5）闪蒸气带走热量△H5 设气体出口温度为100°C 各组分的焓值如下：
0.101MPa 25°C时， iNH3=1766.485KJ/Kg 0.004MPa 100°C时， iNH3=1933.01KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iCO2=728KJ/Kg 0.001MPa 100°C时， iCO2=794.96KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iH2O=104.6KJ/Kg 0.039MPa 100°C时， iH2O=2683.39KJ/Kg
△H5=4.0811（1933.01-1766.485）+6.2734（794.96-728）+88.797* （2683.39-104.6）=179506 KJ （6）热损失△H6 吨尿素热损失△H5=863KJ
（7）闪蒸槽热平衡方程： ∑△H1-6=0
-461979+3663t-91565+6538+7179+179506+863=0 解得 t=98.132°C
△H7=3663*98.132-91565 =267892KJ
3.2.4.3 闪蒸槽热平衡表
表3–5
31
收入热量 名称 尿素溶液带入热 总计 KJ 461979 461979 % 100.00 100.00 支出热量 名称 尿素溶液带出热 甲铵分解热 氨水分解热 气体带走热 热损失 总计 KJ % 58.08 1.42 1.56 38.92 0.19 100.00 267892 6538 7179 179506 863 461178 3.2.5 一段蒸发器 3.2.5.1 计算依据
收入物料
闪蒸槽出口尿素溶液 0.0441 MPa 100°C
尿素 992.48 Kg 75.41%（重量） 甲铵 6.754Kg 0.51%（重量） 缩二脲 2.18Kg 0.16%（重量） 氨：1.294 Kg 0.1%（重量） 水：313.402Kg 23.82%（重量） 总计 1316.070 Kg 100% 支出物料
（1）出一段蒸发器尿素溶液 0.0267MPa 130°C
尿素 990.2506 Kg 95.76%（重量） 缩二脲 2.54Kg 0.24%（重量） 水：41.260Kg 4.00%（重量） 总计 1034.051 Kg 100% （2）一段蒸发气体 0.0267 MPa 130°C 尿素 0.13Kg（夹带量）
NH3 5.3516Kg或0.3148Kmol 2.02%（体积） 0.0005MPa（分压） CO2 4.8873.Kg或0.111Kmol 0.72%（体积） 0.0002MPa（分压） H2O 271.651Kg或19.0917Kmol 97.24%（体积） 0.0260MPa（分压）
32
总计 280.019Kg或15.5197Kmol 100.00% 0.0267MPa （3）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液出口温度100°C，压力0.04 MPa，查图，取尿素溶液含水18%
设甲铵、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 0.041MPa 100°C 尿素 992.44 Kg 81.82%（重量） 缩二脲 2.18Kg 0.18%（重量） 水：218.33Kg 18.00%（重量） 总计 1212.95 Kg 100% 气相 0.041MPa 100°C
NH3 4.3629Kg或0.2566Kmol 4.56%（体积） 0.0018MPa（分压） CO2 3.6846Kg或0.108374Kmol 1.49%（体积） 0.0006MPa（分压） H2O 95.072Kg或5.2818Kmol 93.95%（体积）0.0376MPa（分压） 总计 103.1195Kg或5.6221Kmol 100.00% 0.041MPa
（4）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
3.2.5.2 计算
（1）尿素溶液带入热量△H1
据闪蒸槽热量平衡计算△H1=-267892 KJ （2）甲铵分解热△H2 甲铵熔融热 20306 KJ/Kmol 甲铵生成热 -159350 KJ/Kmol
△H2=6.754（159350-20360）/78=12024 KJ （3）氨水分解热△H3 气氨在水中积分溶解热为：
氨水浓度：1.294/（1.294+313.402）=0.41% 积分溶解热：-490.1447 KJ/Kg △H3=1.294*490.1447=634KJ
（4）出热能回收段尿素溶液带出热△H4
查图，取尿素水溶液平均比热容2.625 KJ/(Kg·°C) △H4=1212.95*2.625（100-25）=238800 KJ
33
（5）出热能回收段气相带出热△H5
查图 0.101MPa 25°C时， iNH3=1766.485KJ/Kg 0.0009MPa 100°C时， iNH3=1934.263KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iCO2=728KJ/Kg 0.0003MPa 100°C时， iCO2=794.96KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iH2O=104.6KJ/Kg 0.0388MPa 100°C时， iH2O=2661.024KJ/Kg
△H5=4.3629（1934.263-1766.485）+3.6846（794.96-728）+ 95.072（2661.024-104.6）=243530 KJ （6）尿素水解热△H6
查表，25°C时尿素生成热为28470.2 KJ/Kmol 甲铵生成热 -159350 KJ/Kmol 甲铵熔融热 20306 KJ/Kmol 一段蒸发水解尿素1.64Kg
△H6=1.64（159350-28470.2-20306）/60=3022 KJ （7）尿素浓缩热△H7
进入一段蒸发器尿素溶液水尿比：313.402*60/(992.44*18)=1.053(摩尔比) 离开一段蒸发器尿素溶液水尿比：41.260*60/990.2506*18=0.139（摩尔比） 查图，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 △H7=992.44*279-990.2506*307=-27116KJ （8）出一段蒸发器气体带出热量△H8
查图 0.0006MPa 130°C时， iNH3=1999.952KJ/Kg 0.0003MPa 130°C时， iCO2=800.665KJ/Kg 0.0321MPa 130°C时， iO2=2742.612KJ/Kg 查图 夹带尿素平均比热容1.992 KJ/(Kg·°C)
△H8=0.13*1.992（130-25）+5.3516（1999.952-1766.458）+ 4.8873（800.665-728）+271.65（2742.612-104.6）
=959347 KJ
（9）出一段蒸发器尿素溶液带出热量△H9 取尿素平均比热容1.992 KJ/(Kg·°C) 取水的平均比热容4.1868 KJ/(Kg·°C)
溶液比热容Cp=（0.9576+0.0024）*1.992+0.04*4.1868 =2.080KJ/(Kg·°C
△H9=1034.051*2.079（130-25）=225728 KJ
34
（10）热损失△H10 热能回收段热损失△H110
热能回收段规格Φ500 H=4500 保温层厚度100mm
在此保温条件下，保温层外壁温度与环境温度差值为16.8°C 散热面积F=（0.55+0.1*2）π*4.5+2*4/π（0.5+0.1*2） =11.5m2
小时散热量 49*11.5*16.8=9467KJ/h 吨尿素热损失△H110=9467*24/176.47=1288KJ 加热段及分离段热损失△H1110
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，保温层外壁温度与环境温度差值为15.8°C 散热面积分离段F=（2+0.09*2）π*4.596+2*4/π（2+0.09*2）2 =39.5m2
加热段（0.5+0.1*2）π*1.5=3.5 m2
小时散热量 49*39.5*15.8+49*3.5*16.8=33462KJ/h △H1110=32833*24/58.8=4551KJ △H10=△H110+△H1110=1288+4551=5839KJ （11）一段分解气体冷凝放热△H11
热平衡方程△H11+△H1+△H2+△H3+△H4+△H5+△H110=0 △H11-267892 +12024+634+238800+243530+1288=0 △H11=-469484 KJ （12）热负荷△H12
热平衡方程 △H12-△H4-△H5+△H6+△H7+△H8+△H9+△H1110=0 △H12-238800-243530+3022-27116+718247+225728+4551=0
△H12=-442102 KJ
2
3.2.5.3 一段蒸发器热量平衡表
表3–3
收入热量 名称 尿素溶液带入热 尿素浓缩热 一段分解冷凝热 KJ % 22.20 2.25 38.91 支出热量 名称 甲铵分解热 氨水分解热 尿素水解热 KJ 12024 % 0.98 0.05 0.24 267892 27116 469484 634 3022 35
加热蒸汽供热 总计 442102 1206594 36.64 100.00 一段蒸发气带出热 尿素溶液带出热 热损失 总计 959347 225728 79.91 18.35 0.47 100.00 5839 1206594 3.2.6 二段蒸发器 3.2.6.1 计算依据
收入物料
0.0267MPa 130°C
尿素 990.2506 Kg 95.76%（重量） 缩二脲 2.54Kg 0.24%（重量） 水：41.260Kg 4.00%（重量） 总计 1034.051 Kg 100% 支出物料：
（1）二段蒸发器出口尿素溶液 0.00333 MPa 140°C
尿素985.9201 Kg 99.17%（重量） 缩二脲 3.27Kg 0.33%（重量） 水：5.0Kg 0.5%（重量） 总计 994.1901 Kg 100% （2）二段蒸发气体 0.00333 MPa 140°C 尿素 2.94Kg（夹带量）
NH3 0.2735Kg或0.0161Kmol 0.79%（体积） 0.000026MPa（分压） CO2 0.396Kg或0.009Kmol 0.44%（体积） 0.000015MPa（分压） H2O 36.098Kg或2.0054Kmol 98.77%（体积） 0.00329MPa（分压） 总计39.7075Kg或2.0305Kmol 100.00% 0.00333MPa
3.2.6.2 计算
（1）尿素溶液带入热量△H1
据一段蒸发器热量平衡计算△H1=-225728 KJ （2）熔融尿素带出热△H2
36
取熔融尿素的平均比热容Cp= 1.992KJ/(Kg·°C) △H2=994.1901*1.992（140-25）=227749 KJ （3）二段蒸发气带出热△H3
查图 0.101MPa 25°C时， iNH3=1766.485KJ/Kg 0.00011MPa 140°C时， iNH3=2016.688KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iCO2=728KJ/Kg 0.00004MPa 140°C时， iCO2=831.095KJ/Kg 0.101MPa 25°C时， iH2O=104.6KJ/Kg 0.00318MPa 140°C时， iH2O=2761.44KJ/Kg 夹带尿素比热容取1.992KJ/(Kg·°C)
△H3=0.2735（2016.688-1766.458）+0.396（831.095-728）+36.098 （2761.44-104.6）+2.94*1.992（140-25）=96689 KJ （4）尿素水解热△H4 水解尿素1.64Kg
25°C时，尿素生成热28470.2KJ/Kmol 甲铵生成热-159350KJ/Kmol 甲铵熔融热20306KJ/Kmol
△H4=0.54（159350-28470.2-20306）/60=995KJ （5）热损失△H5 据尿素合成塔热平衡计算 △H5=3919 KJ （6）热负荷△H6 热平衡方程：∑△H1-6=0
-225728+227749+96689+995+3919+△H6=0
△H6=-103624 KJ
3.2.6.3 二段蒸发器热量平衡表
表3–3
收入热量 名称 尿素溶液带入热 加热蒸汽供热 KJ 225728 % 68.54 31.46 支出热量 名称 熔融尿素带出热 二段蒸发器带出热 KJ 227749 96689 % 69.15 29.36 103624 37
总计 329352 100.00 尿素水解热 热损失 总计 995 0.30 1.19 100.00 3919 329352
第四章 主要设备的工艺计算
4.1 尿素合成塔
尿素合成塔的有效容积按下式求取：
V=24G/生产强度 m3
式中 V 尿素合成塔的有效容积 m3 G 尿素生产能力，t/h
在NH3/ CO2=4.3，H2O/ CO2=0.7（摩尔比）温度190 °C的条件下，CO2转化率为64%，据此，尿素合成塔生产强度为12.5t/(m3·d) 生产能力G取7.35 t/h V=24*7.35/12.5=14.11m3
实际选取V=17.48m3 ，设计裕度24%
实际生产强度 24*7.35/17.48=10.09t/(m3·d)
4.2 一段分解加热器 4.2.1 计算依据
已知条件：进加热器尿液的温度 t1=124°C 出加热器尿液的温度 t2=160°C 加热蒸汽tr=190°C 收入物料：
（1）尿素合成塔排出气体
NH3 39.7987Kg或2.3411Kmol 69.25%（体积） 15.014 MPa（分压） CO2 13.6264 Kg或0.3097Kmol 9.16 %（体积） 1.986 MPa（分压） O2 2.194 Kg或0.06658Kmol 2.03 %（体积） 0.4397 MPa（分压） N2 18.5146 Kg或0.66121Kmol 19.551 %（体积） 4.2403 MPa（分压） 总计 74.1337 Kg或3.38061Kmol 100% 21.68 MPa
38
（2）尿素合成塔排出液体量： 尿素 994.98 Kg 30.14%（重量） 甲铵 792.9003Kg 24.02 %（重量） 氨水 1513.1116Kg 45.84 %（重量） 其中 氨：889.710Kg 58.8 %（重量） 水：623.402 Kg 41.2 %（重量） 总计 3300.9923 Kg 100% 支出物料：
（2） 一段分解气体
1.765 MPa 124°C
NH3 242.52Kg或14.266Kmol 49.1%（体积） 0.867 MPa（分压） CO2 298.94 Kg或6.794Kmol 23.38%（体积） 0.413MPa（分压） H2O 130.758Kg或7.264Kmol 25.00%（体积） 0.441MPa（分压） O2 2.194 Kg或0.06856Kmol 0.236 %（体积） 0.00417MPa（分压） N2 18.51Kg或0.6612Kmol 2.27%（体积） 0.0402MPa（分压） 总计 692.922Kg或29.0538Kmol 100% 1.7658MPa （2）一段分解系统出口溶液量： 尿素 994.98 Kg 60.78%（重量） 甲铵 100.482Kg 6.14%（重量） 氨水 541.569 Kg 33.08 %（重量） 其中 氨：87.68Kg 16.19%（重量） 水：453.889Kg 83.81%（重量） 总计 1637.031 Kg 100% 热负荷：Q=442102KJ 加热蒸汽 1.275 MPa 181°C
4.2.2 传热温差
△tm={(tr-t1)-(tr-t2)}/ln{(tr-t1)/(tr-t2)} △tm=(160-124)/㏑(190-124)/(190-160)=45.66°C
4.2.3 传热面积
（1）管内尿素给热系数计算α2
尿素溶液平均沸点：（124+160）/2=142°C 则△t=154-142=12°C
39
α水=22*P0.58*△t2.33=38200 kcal/m2·h·°C 尿液的物性参数
λ=0.506kcal/m·h·°C C=0.687kcal/Kg·°C μ=0.41cp ρ=1067 Kg / m3 143°C的水的物性参数
λ水=0.589 kcal/m2·h·°C C水=1.025 kcal/m2·h·°C ρ水=924 Kg / m3
μ水=20.2×10-5×9810=0.198cp
校正系数Ψ=（λ/λ水）1.8×(c/c水)6.4×（ρ/ρ水）2.3×(μ/μ水)3.1=0.094 则α2=4α水=0.094*38200=3590 kcal/m2·h·°C （2）管间加热蒸汽给热系数α1 设壁温tw为185°C，待求出α2后校验 ( tw+ ts)/2=(185+190)/2=187.5°C 在此温度下，冷凝液有关数据如下：
λ=0.577kcal/m·h·°C ρ=880Kg/m3 μ=15*10-6 Kg·s/m2 设管长L=6m
先确定定型准数的范围
定型准数=3600*ρ2*l3*r/(λ*μ*△t)=8.47×108＞1015 按下式求α1
α1=0.068*{（360λ2ρ2r）/(μ△t)}1/3=13330 kcal/m2·h·°C （3）传热系数K
污垢热阻 R取0.0005 m2·h·°C/ kcal 不锈钢管导热系数 λ=15kcal/m·h·°C 壁厚 δ=0.002m
带入得到基于传热外表面的传热系数K
K=(1/α1+1/α2+δ/λ+R)-1=1015 KJ/m2·h·°C （4）壁温校验
Tw=T- k△tm/α1=190-1015*45.66/13330=186.5°C tw=t+k△tm/α2=142+1015*45.66/3590=154.9°C （5）传热面积
由已知条件知传热量为10.09*442102=4460809KJ Q=KA△tm
A=4460809/1015/45.66=96m2
考虑到负荷波动，因此，一段蒸发器传热面积实际取100m2
40
4.3 一段分解塔分离器 4.3.1 计算依据
P=18Kg / m2 t=160°C 生产能力10.09t/h
(1) 求气相密度ρ气 组分 临界温度Tc 临界压力Pc 组分数% NH3 132.3 111.3 58.76 CO2 31.0 72.9 18.04 H2O 374.2 318.3 23.20 混合气体临界温度
Tm,c=132.3*0.5876+31.0*0.1804+374.2*0.2320=170.1°C 混合气体临界压力
Pm,c=111.3*0.5876+72.9*0.1804+318.3*0.2320=152.4atm 对比温度Tr=T/Tm.c=(273+160)/(273+170.1)=0.977 对比压力Pr=P/Pm.c=18/152.4=0.118 查得Z=0.95
V=ZRT/P=0.95*0.0821*(273+160)/18=1.87m3/kmol ρ气=m气/(V*n)=692.922/(1.87*29.0588)=12.75Kg/m (2) 液相密度 ρ=1110 Kg/m3
(3) 空速w=0.08{(ρ-ρ气)/ ρ气}0.5=0.08{(1110-12.75)/1110}0.5=0.742 (4) 气相负荷
Vs=1.87*29.0588*10.09/3600=0.152m3/s (5) 分离器截面积 A=Vs/w=0.152/0.742=0.204m2 (6) 分离器直径 A=π D/4
D=(A/0.785)0.5=0.509m
由于负荷波动，送取一段分解塔分离器直径Φ550mm.
2
3
41
4.4 二段蒸发加热器 4.4.1 计算依据
条件
进口尿液温度t1=130°C 出口尿液温度t2=140°C 出口蒸汽温度t=140°C 二段蒸发器操作压力P=0.034Kg/cm2 收入物料
0.0267MPa 130°C
尿素 990.2506 Kg 95.76%（重量） 缩二脲 2.54Kg 0.24%（重量） 水：41.260Kg 4.00%（重量） 总计 1034.051 Kg 100% 支出物料：
（1）二段蒸发器出口尿素溶液 0.00333 MPa 140°C
尿素985.9201 Kg 99.17%（重量） 缩二脲 3.27Kg 0.33%（重量） 水：5.0Kg 0.5%（重量） 总计 994.1901 Kg 100% （2）二段蒸发气体 0.00333 MPa 140°C 尿素 2.94Kg（夹带量）
NH3 0.2735Kg或0.0161Kmol 0.79%（体积） 0.000026MPa（分压） CO2 0.396Kg或0.009Kmol 0.44%（体积） 0.000015MPa（分压） H2O 36.098Kg或2.0054Kmol 98.77%（体积） 0.00329MPa（分压） 总计39.7075Kg或2.0305Kmol 100.00% 0.00333MPa
4.4.2 传热温差
△t=(140-130)/㏑(190-130)/(190-140)=54.85°C （1）管内尿素给热系数计算
换热器规格初选为：列管31根，管长6m，列管规格Φ25*2 壳体内径0.3 m 在此温度、压力条件下，尿素含水量几乎为零，故理想化数据取自熔融尿素，
42
λ=0.362kcal/m·h·°C Cp=0.48 kcal/Kg·°C μ1=2.2厘泊或2.244*10-4Kg·s/ m2 ρ1=1225.5 Kg / m3
气相理化数据按水蒸气考虑 μv=0.013厘泊或1.326*10-6Kg·s/ m2
ρv=18*0.033/0.08205（273+135）*0.101325=0.018 Kg / m
平均沸点下的普兰特准数
Pr=3600* Cpμ1g/λ=3600*0.48*2.44*10-4*9.81/0.362=10.508
进口状态下：液相密度ρ1 1209 Kg / m3 体积流量V1=(1034.051/1209) *176.47/24=6.29m3/h
流速W1=4v/(3600πd2)=4*6.29/(3600*π*0.0212*31)=0.77 m/s Re1=duρ/μ=0.021*0.77*1209/2.244*10-4=87119
出口状态下：
气相密度γv=18*0.0033/0.08205（273+140）*0.101325=0.017 Kg / m3 流速 Wv=4v/(3600πd2)
=39.7075*4*176.47/(24*0.017*3600*π*0.0212*31)=444.54m/s 将以上数据带入得到
αid/λ=0.023(duρ/μ)0.8 Prn n=0.4 αi=0.023(duρ/μ)0.8 Prnλ/d
=0.023(0.021*0.77*1209/2.244*10-4)0.810.5080.4*0.362/o.o21 =9097 KJ/m2·h·°C =38087 KJ/m2·h·°C （2）管间加热蒸汽给热系数 蒸汽饱和温度：ts=190°C
尿素溶液平均温度（130+140）/2=135°C 设壁温为155°C，待求出α2后校验 在饱和温度下 冷凝热h2=472kcal/Kg ( tw+ ts)/2=(158+190)/2=172.5°C 在此温度下，冷凝液有关数据如下： λ=0.582kcal/m·h·°C γ=892.1Kg/m3 μ=16.1*10-6 Kg·s/m2 垂直管高度 H=2m △t=190-158=32°C
α0=1.13(3600*0.5823* 892.12*472/2*16.1* 10-6*32)0.25 =4507.18 kcal/ m2·h·°C
3
43
=18870.66 KJ/m2·h·°C
tw=9097 *135+4507.18*190/(9097 +4507.18)=153.2 °C 节本与假设相符 （3）传热系数
污垢热阻 R0取0.0001 m·h·°C/ kcal Ri取0.0002m2·h·°C/ kcal 不锈钢管导热系数 λ=20kcal/m·h·°C 壁厚 δ=0.002md2/d1 平均直径 dm=(21+25)/2=23mm 带入得到基于传热外表面的传热系数K0
K0=1/{1/α0+ R0+(b/λ)*(d2/dm)+ Ri* d2/d1+(1/αi )*(d2/d1)}
K0=1/{1/4507.18+0.0001+(0.002/20)*(25/23)+0.0002*(25/21)+(1/9097)*(25/21)}
=1250.78 kcal/ m2·h·°C =5236.77KJ/m2·h·°C （3） 传热面积 Q =10.09*106245=1072012KJ Q=K0A△tm
A=1072012/(5236.77*54.85)=3.73 m2 所选加热器实际面积为：π*0.025*6*31=14.601 m2
初选的加热器传热面积大于计算面积，考虑到真空高度下气体速度很大，对设备冲刷腐蚀严重，为控制适当的气体速度，实际传热面积选择大一些时必要的。
因此，二段蒸发加热器传热面积实际取5 m2
2
第五章 车间的布置设计
一、车间设备布置设计的内容
车间设备布置是确定各个设备在车间平面与立面上的位置；确定场地与建筑物、构筑物的尺寸；确定管道、电器仪表管线、采暖通风管道的走向和位置。具体的说，主要包扩
（1）确定各个工艺设备在车间平面和立面的位置；
（2）确定某些在工艺流程图中一般不予表达的辅助设备或公用设备的位置 （3）确定供安装、操作与维修所用的通道系统的位置与尺寸 （4）在上述各项基础上确定建筑物与场地的尺寸 （5）其他
44
二、车间设备布置要求与布置内容 一个优良的设备布置设计应做到：经济合理、节约投资、操作维修方便安全、设备排列简洁、紧凑、整齐、美观，同时充分正确使用有关的国家标准与设计规范进行设备的布置设计。本设计所使用的主要设备有贮槽，反应槽，冷凝器，过滤器，泵等。设备较多，根据同类型的设备或操作性质相似的有关设备，应尽可能布置在一起，集中操作，减少备用设备。因此将所有设备分为几个层次放置。下层放置液氨储槽、碳铵液槽、压缩机、泵等。中层放置尿素合成塔、一段二段分解塔等主要的反应设备。上层放置尾气吸收塔蒸发器等设备。整个流程的设备布置见车间布置图。
第六章 成本估算
6.1尿素生产成本费用
包括原材料费用（NH3、CO2）及动力蒸汽等 蒸汽消耗1385Kg／h
电120kwh／h NH3 630Kg／t CO2 750 Kg／h 可估算出年产6万吨装置的生产成本1150元／吨液氨 下表为：年产量所对应的一吨产品的生产成本： 万吨／a 3 3.5 4 4.5 5 6 元／吨 1250
1230
1210
1200
1180
1150
6.2全体工人工资及附加费用
生产工人有岗位定编，四班制，共50人，平均工资1500元／月。生产吨尿素的支出为 50×1500×12／60000＝19.2元 加上其他费用，初定为20元／吨
6.3车间经费
估计为50元／吨
45
8 1130
6.4企业管理费
估计为60元／吨
6.5销售费用
估计为45元／吨
6.6工厂成本
工厂成本等于生产成本、工人工资及附加费用、车间经费、企业管理费四项费用之和。1150＋20＋50＋60＝1280元／吨
产品成本＝工厂成本＋45＝1280＋35＝1325元／吨 产品销售价为1500元／吨。
利润为：1500－1325＝175元／吨
第七章 环境保护及安全生产
安全生产责任制是根据我国的安全生产方针“安全第一，预防为主，综合治理”和安全生产法规建立的各级领导、职能部门、工程技术人员、岗位操作人员在劳动生产过程中对安全生产层层负责的制度。安全生产责任制是企业岗位责任制的一个组成部分，是企业中最基本的一项安全制度，也是企业安全生产、劳动保护管理制度的核心。实践证明，凡是建立、健全了安全生产责任制的企业，各级领导重视安全生产、劳动保护工作，切实贯彻执行党的安全生产、劳动保护方针、政策和国家的安全生产、劳动保护法规，在认真负责地组织生产的同时，积极采取措施，改善劳动条件，工伤事故和职业性疾病就会减少。反之，就会职责不清，相互推诿，而使安全生产、劳动保护工作无人负责，无法进行，工伤事故与职业病就会不断发生。
化工生产过程中使用大量的化学品，这些化学品往往对生产人员的健康有影响，破坏了工厂周围的环境。虽然政府有关部门为了保护生产人员的健康和环境对各种有害物质制定了在正常生产时的允许排放量，但有害物质仍可能因管理不善，阀门泄露，设备和管道损坏，天然或人为事故等情况大量地排入大气导致环境污染。
在化工厂，如果处理不当，可以有以下多种不同类型的有害物质被排放出来：
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粉尘气体液体浆液固体。所以《中华人民共和国环境保护行业标准》对于尾气的回收利用有以下指标：按国内清洁生产先进水平工艺气体①②正常情况全部回收利用；二氧化碳有有综合利用设施；固体废弃物(废催化剂)全部回收。（尿素合成生产过程中的工艺气体指用于生产尿素反应过程中，进入和离开反应器及附属管线的气体，在本技术要求主要包括：①废气中的污染物主要为SO2、粉尘、H2S和NH3。原料制备过程中产生粉尘采用布袋除尘器除尘后排放，除尘效率达99%；气化炉开停车及工程事故排放废气送火炬燃烧，将废气中的主要有害物质转化为无害的CO2和水，经60m高排气筒排放；硫回收采用超级克劳斯回收工艺，硫的回收率达到99%；其它废气均由排气筒高空排放，项目生产过程中产生的污染物经采取有效的治理措施治理后能够达标排放。②废水中主要污染物为COD、SS和氨氮。本项目本着清洁生产资源利用的原则，生产过程中大部分废水进行回用于生产；③装置尾气指各单元产生废气的总和，包括氧化系统排放废气、二氧化碳废气、真空塔尾气等）。
我们在设计设备时要考虑以下几点：
（1）选择合适的材料，以防止设备过早性能衰退而导致事故；
（2）在生产过程中会常生危险气体烟雾或粉尘的设备，需要密封并将有害气体排放到处理设备；
（3）污染控制设备和系统应设计的可靠，有自动检查和候补设施。对处理危险性的液体旋转设备，需要采用双机械密封或串联机械密封，以及报警系统。工厂要有合适的排放系统和清理设备。
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参考文献
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[6] 刘孝弟等，提高尿素合成塔二氧化碳转化率的新途径， 氮肥与甲醇，2006，1（3）：
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[7] 刘志臣 水溶液全循环法尿素新技术应用总结与探讨 氮肥与甲醇 , 2006，1（1）：
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[9] 梅安华主编，小合成氨厂工艺技术与设计手册，化学工业出版社，1996
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致 谢
经过这几个月的时间，我完成了自己的毕业设计，心中有一种成功的喜悦。 通过这次设计，我学会了很多，锻炼了自己逻辑思维能力和动手能力，懂得了做化工设计的方方面面，同时也是自己养成了做事要系统的习惯。 ……
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