年产20万吨尿素生产工艺设计.doc

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年产20万吨尿素生产工艺设计摘要尿素是一种重要化学肥料和工业原料，自从1922年尿素开始工业化生产以来，许多国家都致力于尿素生产的研究，在合成机理、热力学性质和工艺流程等各方面都有创新和突破。尿素生产工艺是比较典型化工生产工艺之一。尿素生产工艺主要有水溶液全循环法，二氧化碳气提法，氨气气提法。本文介绍尿素生产工艺的基本概况，水溶液全循环法尿素生产工艺流程及特点，从尿素生产的热力学参数入手，对尿素的生产流程进行研究设计，以帮助指导尿素工业生产。论文主要内容有：（1）阐述对尿素生成研究概况，分析现存工艺流程的优缺点，建立合适的工艺流程；（2）根据选择的工艺流程，以尿素生产和消耗为目标，进行了物料衡算和热量衡算。同时对生产系统关键性设备进行设计和选型；（3）根据设计数据，运用AutoCAD绘制工艺流程图和主要设备装置图。关键词:尿素生产；水溶液全循环；热量衡算；物料衡算；设备选型Ureaproductionprocessdesignof 200,000tperyearAbstractUreaisakindofimportantchemicalfertilizersandindustrialrawmaterial,ureatoindustrializedproductionsince1922,manycountriesarecommittedtotheresearchofureaproduction,thesynthesismechanism,thermodynamicpropertiesandtechnologicalprocessinmanyaspectssuchasinnovationandbreakthrough.Ureaproductiontechnologyisoneofthetypicalchemicalproductionprocess.Ureaproductiontechnologymainlywithaqueoussolutiontotalcirculationmethod,carbondioxidegas,ammoniagas.Thispaperintroducesthebasicsituationoftheureaproductionprocess,theaqueoussolutiontotalcyclemethodoftheureaproductionprocessandcharacteristics,fromthethermodynamicsparametersofureaproduction,theproductionprocessofureatostudydesign,tohelpguidetheureaproduction.Papermaincontentsare:(1)inthispaper,thegeneralresearchsituationofurea,analysistheadvantagesanddisadvantagesoftheexistingtechnologicalprocess,establishpropertechnologicalprocess;(2)accordingtotheselectionprocess,withureaproductionandconsumptionasthegoal,thematerialbalanceandheatbalance.Fortheproductionsystemkeyequipmentdesignandselection;(3)accordingtothedesigndata,theuseofAutoCADdrawingprocessflowdiagramandmainequipmentinstallationdrawing.Keywords:ureaproduction;circulationoftheaqueoussolution;heatbalance;materialbalance;equipmentselection不要删除行尾的分节符，此行不会被打印 目录摘要IAbstractII第1章绪论11.1尿素的物化性质及用途11.1.1尿素物理性质11.1.2尿素化学性质11.1.3尿素用途11.2尿素发展的简述21.3国内外尿素技术市场的简况21.4尿素生产方法简介31.4.1水溶液全循环法31.4.2二氧化碳气提法41.5本课题意义和内容51.5.1课题意义51.5.2课题内容5第2章水溶液全循环法工艺流程62.1尿素的合成62.2尿素的工艺流程62.2.1水溶液全循环法合成尿素工艺流程简图62.2.2工艺流程72.3主要的工艺条件82.4生产组织制度102.5本章小结10第3章物料衡算113.1物料衡算计算条件确定113.2水溶液全循环法流程物料衡算143.2.1压缩系统物料衡算143.2.2合成系统物料衡算153.2.3一段分解系统物料衡算173.2.4二段分解系统物料衡算203.2.5一段蒸发系统物料衡算213.2.6二段蒸发系统物料衡算243.2.7吸收—解吸系统物料衡算263.2.8二段吸收系统物料衡算28 3.2.9一段吸收系统物料衡算313.3本章小结32第4章热量衡算344.1合成塔热量衡算344.1.1合成塔工艺条件344.1.2合成塔热量计算方344.1.3合成塔热量计算364.1.4合成塔热量平衡表384.2预分离器热量衡算384.2.1预分离器工艺条件384.2.2预分离器热量计算394.2.3预分离器热量平衡表424.3一段分解塔热量衡算424.3.1一段分解塔工艺条件424.3.2一段分解塔热量计算434.3.3一段分解塔热平衡表454.4一段吸收塔热量衡算454.4.1一段吸收塔工艺条件454.4.2一段吸收塔热量计算464.4.3一段吸收塔热量平衡表494.5一段蒸发器热量衡算494.5.1一段蒸发器工艺条件494.5.2一段蒸发器热量计算504.5.3一段蒸发器热量平衡表524.6一段蒸发表面冷凝器热量衡算524.6.1一段蒸发表面冷凝器的工艺条件524.6.2一段蒸发表面冷凝器的热量计算534.6.3一段蒸发表面冷凝器热量平衡表544.7尾气吸收塔热量衡算544.7.1尾气吸收塔工艺条件544.7.2尾气吸收塔热量计算544.7.3尾气吸收塔热量平衡表554.8解吸塔热量衡算554.8.1解吸塔工艺条件554.8.2解吸塔热量计算564.8.3解吸塔热量平衡表574.9本章小结57第5章主要工艺设备计算59 5.1一段分解塔分离器工艺尺寸设计595.1.1一段分解塔分离器的工艺条件595.1.2一段分解塔分离器的工艺尺寸计算595.2一段吸收塔工艺尺寸设计605.2.1一段吸收塔的工艺条件605.2.2一段吸收塔的工艺尺寸计算605.3氨冷凝器工艺尺寸设计685.3.1氨冷凝器工艺条件685.3.2氨冷凝器工艺尺寸计算695.4本章小结73结论74致谢75参考文献76千万不要删除行尾的分节符，此行不会被打印。在目录上点右键“更新域”，然后“更新整个目录”。打印前，不要忘记把上面“Abstract”这一行后加一空行 第1章绪论1.1尿素物理化学性质和用途1.1.1尿素物理性质化学式：CO(NH2)2，分子质量60.06，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粒，无臭无味。含氮量约为46.67%。密度1.335g/cm3。熔点132.7℃。溶于水、醇，不溶于乙醚、氯仿。呈弱碱性。尿素较易吸湿，贮存要注意防潮。尿素易溶于水和液氨，其溶解度随温度升高而增大。1.1.2尿素化学性质尿素呈微碱性，与酸作用生成盐。尿素不能使一般指示剂变色。在酸性或中性溶液中尿素具有水解作用，而在60℃以下，尿素不发生水解作用。随着温度的升高，水解速度会加快，水解程度也会增大。尿素高温下可进行缩合反应，生成缩二脲、缩三脲和三聚氰酸。在氨水等碱性催化剂作用下能和甲醛反应，缩聚成脲醛树脂。1.1.3尿素的用途尿素的主要用途：作为化肥、作为饲料或作为其它工业用。1.1.3.1作化肥用尿素是种高浓度氮肥，属中性速效肥料，同样可用来生产多种复合肥料。在土壤中不会残留任何有害物质，没有不良影响，但温度过高会产生少量的缩二脲，又称双缩脲，对作物有一定抑制作用。尿素还是有机态氮肥，在土壤中有脲酶作用，水解成碳酸铵或碳酸氢铵之后，才能被作物吸收并利用。所以，尿素在作物的需肥期前一个星期施用。尿素属中性速效肥料，长期施用也不会使土壤发生板结。分解并释放出的CO2可被作物吸收，促进植物的光合作用。在土壤中，尿素能增进磷、钾和镁的有效性，且施入土壤后无残存废物。1.1.3.2作饲料用尿素中氮虽不是蛋白质形态的，但和碳水化合物一起经过在胃液的作用下，可以造成蛋白质而形态氮，因此可作为反雏动物的饲料。1.1.3.3其它工业用 据统计，全世界尿素作为工业原料在总产量中占很大比重。主要有脲醛树脂、塑料、油漆、和胶黏剂等，尿素缩合物三聚氰胺是种较好的涂料。尿素还可用作巴比妥、洁齿剂和利尿剂等药物原料。此外，尿素可用作石油精制剂、纤维软化剂、炸药稳定剂等。1.1尿素发展简述1773年，Rouelle首先在尿液中发现了尿素。1828年，Woehler将氨和氰酸合成为尿素，开辟了以无机物合成有机物的先河。20世纪30年代，世界上首先以一次通过法实现尿素的工业化生产。40年代中，改进为部分循环法工艺；50年代末，实现水溶液全循环法工艺的工业化生产。之后，陆续出现各种水溶液全循环法工艺。60年代期间，建立起日产1000吨以上的单系列大型化装置。1967年，荷兰Snamprogetti工程公司率先开发成功高压等压气提工艺，以CO2气作为气提剂在日产220吨装置上实现了工业化上产。随之意大利Snamprogetti工程公司开发成功氨气提工艺，日产300吨装置投入生产，CO2气提法工艺在1968年、氨气提工艺在1971年分别建成1000吨/天以上单系列大型化装置。80年代初，为了进一步降低能耗，又推出了多种节能型高压气提工艺，如改良CO2气提工艺，改良氨自身气提工艺，意大利Montedison公司开发的IDR(IsobaricDoubleRecycle)工艺，日本ToyoEngineeringCorp.与MitsuiToatsuChemicalsInc.联合开发的ACES(AdvancedProcessforCostandEnergySaving)工艺等。以尿素生产工艺的发展历史而言，实现全循环是一次工艺技术的飞跃；它割掉了尾气氨加工制造其他氮肥的硕大尾巴；而实现高压合成圈等压气提回收则是尿素工艺技术的又一次飞跃，在高压圈内回收了大量的未反应物，从而大幅度减轻下游分解及回收的负荷，而且回收了用于分离未反应物所耗的热量，用来副产低压蒸汽以用于下游工序，至于节能型尿素工艺的问世，只能视为尿素气提工艺经过十几年实践经验的积累，作出了较为重大的合理化改造，使氨基甲酸铵生成热更合理的回收利用，较大幅度地降低能耗，工艺技术更趋成熟，装置运转稳定可靠。1.2国内外尿素技术市场简况 目前在世界尿素工业界认为较先进的是三大尿素专利公司的技术，它们是Snamprogetti公司的氨自身气提工艺、TEC-MTC公司的ACES工艺、Stamicarbon公司的气提工艺。到目前为止，全世界已建成及在建的尿素装置总数达450套，总生产能力为301800吨/天。其中采用三大尿素专利公司的工艺技术建造的有348套，总生产能力占世界总能力的90%，采用最多的Stamicarbon公司工艺，有196套，总生产能力占全世界的44.4%；其次为Snamprogetti公司工艺，有68套，总生产能力占25.6%；再次之是TEC-MTC公司的ACES工艺，有84套，总生产能力占20.1%。我国已建及在建的尿素生产装置共110套，总生产能力为58680吨/天，占世界总生产能力的20%。国内尿素装置采用的工艺技术除我国自行研发的水溶液全循环法外，世界上的主要工艺也均引进。我国自20世纪70年代开始引进CO2气提法工艺的大型装置，目前共有15套大型装置（全套引进或合作设计、采购），6套中型装置以及2套小型装置（均为国内自行设计、自行制造设备）。在110套装置中30套大、中型装置采用国外工艺，总生产能力为39880吨/天，占全国总生产能力68%[3,4]。1.1尿素的生产方法简介按未反应物的循环利用程度，尿素生产方法可分为不循环法、半循环法和全循环法三种。依气提介质的不同，分别称为二氧化碳气提法、氨气提法、变换气气提法。依照分离回收方法的不同主要分为水溶液全循环法、气提法等。按气提气体的不同又可分为二氧化碳气提法、氨气提法、变换气气提法。1.1.1水溶液全循环法20世纪60年代以来，全循环法在工业上获得普遍采用。全循环法是将未转化成尿素的氨和二氧化碳经减压加热和分离后。全部返回合成系统循环利用，原料氨利用率达97%以上。全循环法尿素生产主要包括四个基本过程：①二氧化碳的压缩；②氨输送和尿素合成；③循环回收；④尿素溶液的加工。我国尿素厂多数采用水溶液全循环法。水溶液全循环尿素工艺生产装置的静止高压设备较少，只有尿素合成塔及液氨预热器为高压设备，其它均为中压和低压设备，所以该尿素工艺生产装置的技术改造比较容易、方便，改造增产潜力较大。氨碳比控制的较高，一般摩尔比为4.0左右，工艺介质对生产装置的腐蚀性较低，由于氨碳比控制的较高，二氧化碳气体中氧含量控制的较低，并且尿素合成塔操作压力为19.6MPa，操作温度为188~190℃，所以水溶液全循环生产尿素工艺中二氧化碳转化率较高，一般能达到42%-68%，经过尿素合成塔塔板的改造，有的企业已经达到68%以上。由于该工艺高压设备较少，高压系统停车保压时间可以达到24h，所以生产装置的中小检修一般可以在尿素合成塔允许的停车保压时间内完成，减少了高压系统排放的次数，降低了尿素的消耗。由于氨碳比控制的较高，中低压分解系统温度控制适当，尿素产品质量较容易控制，一般可以控制在优级品范围内。水溶液全循环尿素工艺可靠、设备材料要求不高、投资较低。但也存在不足：水溶液全循环尿素工艺生产装置的工艺流程较长，在操作调节方面不如CO2 气提法生产尿素工艺简单、方便。由于氨碳摩尔比控制得较高，一般稳定在4.0左右，并且未反应生成尿素的氨和二氧化碳气体全部要经过低压、中压循环吸收系统回收后再返回到尿素合成塔，液氨泵和一段甲铵泵的输送量比较多，所以该工艺中液氨泵和一段甲铵泵的台数较多，动力消耗较多。由于该工艺高压系统的操作压力高达19.6MPa，并且一段甲铵液的工艺要求温度高达90℃左右，所以一段甲铵泵和液氨泵的运行周期较短、检修维护时间较多、维修费用较高。二氧化碳气体压缩机由于出口压力高达20.0MPa，比CO2汽提法高5.0MPa，故其运行周期也相对较短、维修工作量较多、维修费用较高。水溶液全循环尿素工艺的另一个缺点就是，目前国内在运行的生产装置大多为年产()×104t/a(经过改造后的生产能力)，也有个别厂家经过双尿素合成塔改造后达到了年产30~10吨，最近山东化工规划设计院也设计了年产30~40万吨尿素的水溶液全循环法生产尿素的装置，但从单套装置的设计生产能力来说，相对于CO2气提法生产尿素工艺的装置还相差较远[4,5]。1.1.1二氧化碳气提法二氧化碳气提法就是把合成塔排出的合成反应液，在合成压力和较高温度下在“汽提塔”内与气提气（氨、二氧化碳或惰性气体）逆流相遇，将氨和二氧化碳从尿液中分解出来，然后将气体导入一个“高压甲铵冷凝器”内，与新鲜氨化合并冷凝为甲铵液，放出的热量用于副产蒸汽。二氧化碳气提法尿素生产主要包括四个基本过程：①原料液氨和CO2的压缩；②尿素合成及CO2气提；③循环回收；④尿素溶液的加工。CO2气提法尿素工艺生产装置的工艺流程较短，在操作调节方面比较简单、方便。能耗低、生产费用低。该工艺的特点是采用共沸物下的CO(NH2)2摩尔比为2.89作为操作控制最佳指标进行操作，大部分未反应生成尿素的氨和二氧化碳在高压系统内循环继续反应生成尿素，只有较少部分的氨和二氧化碳需要在低压部分进行回收，液氨泵和甲铵泵的输送量比较少，所以该装置中液氨泵和甲铵泵的台数较少，动力消耗较少，并且该工艺高压系统的操作压力较低，为13.5~14.5MPa，使液氨泵和甲铵泵的运行周期较长，维修费用较少。该工艺能够回收较高品位的甲按反应热，除本系统加热使用外还可剩余少部分富裕低压蒸汽供外系统使用。CO2气提法尿素的另一个优点就是，生产装置的生产能力的范围较宽，运行都很正常稳定。并且荷兰斯塔米卡邦公司最近几年又对该工艺进行了大量研究工作，开发出了单套装置年产100×100t/a尿素的尿素池式冷凝器技术。与传统高压甲铵冷凝器不同的是，池式冷凝器可提供一定的停留时间，使甲铵生成尿素的反应在此可达到反应平衡的60%~80%，使生产装置产能在原设计能力的基础上翻一番，并且尿素主框架高度降到40m以下，使操作更加方便、动力消耗又有所降低。CO2 气提法也存在缺点：生产尿素工艺装置的静止高压设备较多，有尿素合成塔、高压二氧化碳气提塔、高压甲铵冷凝器、高压洗涤器四大主要设备，它们是CO2气提法尿素工艺生产装置的核心，其它均为低压设备，所以该尿素工艺生产装置的技术改造比较困难，改造增产潜力较小。高压二氧化碳气提塔加热需要的蒸汽品质较高，为2.5MPa，不如水溶液全循环尿素需用的蒸汽压力低。CO2气提工艺还暴露出一些不足，主要是尾气的易燃爆，设备腐蚀严重、操作条件苛刻、操作弹性较差[6～8]。1.1本课题的意义和内容1.1.1课题的意义传统的水溶液全循环工艺是20世纪40、50年代最早实现全循环的尿素生产流程，目前我国采用水溶液全循环法的中型尿素厂有30多套，小型厂120套，但是年产30～40万吨的大型尿素厂很少。本课题在总结国内外先进尿素工艺技术的基础上，建立年产40万吨水溶液全循环尿素生产模型，进行研究设计，从而实现大型尿素厂水溶液全循环法的生产。1.1.2课题的内容主要进行工艺流程选择、物料衡算、能量衡算、主要设备选型，并绘制了工艺流程图和全厂平面布置图。 第1章水溶液全循环法工艺流程1.1尿素的合成工业上是由液氨和二氧化碳直接合成尿素的，其总反应式为：2NH3+CO2→CO(NH2)2+H2O-103.7kJ·mol实际上反应是分两步进行的，首先是氨与二氧化碳反应生成氨基甲酸铵：2NH3+CO2→NH2COONH4+159.47kJ·mol　该步反应是一个可逆的体积缩小的强放热反应，在一定条件下，此反应速率很快，客易达到平衡，且此反应二氧化碳的平衡转化率很高。然后是液态甲铵脱水生成尿素，称为甲铵脱水反应：NH2COONH4→CO(NH2)2+H2O-28.49kJ·mol此步反应是一个可逆的微吸热反应，平衡转化率一般为50%~70%，并且反应的速率也较缓慢，是尿素合成中的控制速率的反应[9]。1.2尿素的工艺流程1.2.1水溶液全循环法合成尿素工艺流程简图水溶液全循环法合成尿素工艺流程简图见图2-1。图2-1水溶液全循环法尿素工艺流程简图 1.1.1工艺流程1．二氧化碳压缩来自脱碳工段的二氧化碳气体经分离器分离后进入CO2压缩机；经五段压缩至21.61Mpa，气体温度约为125℃，送往尿素合成塔。2．氨的输送和尿素合成原料液氨经过氨过滤器过滤后进入液氨缓冲槽的原料室中。由中压循环系统返回的液氨，进入液氨缓冲槽的回流室。一部分作为吸收塔的回流氨，多余的液氨流过溢流隔板进入原料室，与新鲜原料氨混合。混合后的液氨进入高压液氨泵，被加压到21.61Mpa，然后去液氨预热器加热至40～60℃进入尿素合成塔。原料CO2气体、液氨、循环回收工序来的甲铵液同时送入尿素合成塔底部，其组成NH3/CO2=4.1、H2O/CO2=0.65，在约为21.57Mpa（绝压），190℃的条件下合成。气液混合物自下而上经等温内件及多块塔板，保证25～40min的停留时间，约有63%的CO2转化为尿素。3．循环回收尿素合成塔的反应产物经减压至1.765Mpa后进入预分离器，在此分离出闪蒸气体后，溶液自流至预蒸馏塔，与来自一段加热器的热气体逆流接触，进行蒸馏，使液相中的部分甲铵与过剩氨进一步分解、气化，同时气相中的水蒸汽部分冷凝，蒸馏后的尿液自下而上进入蒸汽加热器管内，在蒸汽的加热作用下约88%的甲铵在此分解。预分离器分离出的气体至一段吸收外冷凝器。预蒸馏塔底排出的液相减压后至二段分解塔。来自预蒸馏塔的气体与二甲铵液在降膜式真空预浓缩气器的热能回收段加热尿液，出热能回收的气液混合物与预分离气体混合后进入一段吸收外冷凝器，在软水的循环冷却作用下，气体发生冷凝，出一段吸收外冷凝器的气液混合物进入一段吸收塔，未被吸收的气体被来自惰性洗涤器的浓氨水与来自液氨缓冲槽的回流氨进一步吸收，一段吸收塔顶排出的气体氨进入氨冷凝器，不凝气体至惰性洗涤器，在惰性洗涤器内被来自二段循环第二冷凝器的氨水吸收，尾气经减压后至尾气吸收塔。惰性洗涤器排出的氨水至一段吸收塔顶部，一段吸收塔底部的浓氨基甲酸铵溶液用高压甲氨泵加压后至尿素合成塔。 预蒸馏塔排出的尿液经减压后至二段分解塔，与来自二段分解加热器的气体逆流接触后进入加热段被蒸汽加热，分解尿液中残留的过剩氨和甲铵。出加热段的气液混合物经分离后，尿液经减压后至降膜式真空预浓缩器，二段分解塔顶排出的气体与来自水解系统的解吸气混合后进入二段循环第一冷凝器，被二段蒸发表面冷凝液吸收，生成的二段甲铵液由甲铵泵送往真空预浓缩器的热能回收段。出二段循环第一冷凝器的气体在二段循环第二冷凝器内继续被二段蒸发表面冷凝液吸收，生成的氨水由氨水泵送往惰性洗涤器，尾气至尾气吸收塔。惰性洗涤器与二段循环第二冷凝器的尾气混合后进入尾气吸收塔被碳铵液吸收后进入碳铵液槽贮存，尾气通过放空总管放空。1．尿液加工二段分解塔排出的尿液经减压后切线进入真空预浓缩蒸馏器的分离段，在0.044Mpa压力下，尿液中所含残余的CO2、游离氨以及大部分水分蒸发出去，与液体经分布器，从换热管顶部沿管内壁向下流动形成液膜，避免蒸发的蒸汽逸出液膜表面到管中心的空间，在真空抽吸下向上流动，液膜沿管壁流下。预蒸馏塔出口气相与二段甲铵夜在真空预浓缩器克侧反应，将尿液浓度有76%提高到96%（重量分数），真空预浓缩器的尿液流至收集槽，通过尿液给料泵送往蒸发分离器，在0.003Mpa（绝压）下，被浓缩到约为99.7%（质量分数）的熔融尿素，再由熔融尿素泵送往位于造粒塔顶部的旋转喷头进行造粒，造粒塔底部得到的成品颗粒尿素由皮带输送机送至包装系统进行包装[10]。1.1主要工艺条件1.二氧化碳压缩机操作压力一段入口2.94Kpa五段出口21.57Mpa操作温度一段入口40℃五段出口125℃CO2气体纯度>98%CO2气体中含氧量0.5%（体积比）CO2气体中含硫量15mg/m32.尿素合成塔操作压力21.57Mpa操作温度190℃入塔物料NH3/CO2（分子比）4.1H2O/CO2（分子比）0.65二氧化碳转化率63%3.一段分解操作压力1.765Mpa操作温度160℃4.一段吸收操作压力1.765Mpa操作温度 塔底液相100℃塔顶气相50℃出塔甲铵液组成NH3/CO2（分子比）3.1H2O/CO2（分子比）1.81.二段分解操作压力0.392Mpa操作温度塔底液相150℃塔顶气相120℃2.二段吸收操作压力0.392Mpa操作温度40℃3.一段蒸发操作压力26.66Mpa操作温度入口尿液98℃出口尿液130℃出口尿液的浓度96%4.二段蒸发操作压力3.33Kpa操作温度出口尿液温度140℃出口尿液浓度99.7%5.解吸操作压力0.392Mpa操作温度塔底液相143℃塔顶气相85℃排出废液含NH3量<0.4Kg/t尿素6.成品尿素含氮量46%缩二脲0.9%含水量0.3%其他杂质0.1%以上是水溶液全循环尿素生产的主要工艺参数[11]。 1.1生产组织制度法定假日和星期假日采用轮换倒班制度，采用4班倒制，连续工作制：工作日=365—设备维修日=365-45=320天每天生产成品尿素：400000/320=1250t1.2本章小结本章主要讨论了水溶液全循环法尿素生产的工艺路线，以及尿素生产的主要工艺条件。 第1章物料衡算尿素生产过程的物料衡算同其他化学生产过程的物料衡算一样，根据质量守恒定律，通过计算求得加入设备和离开设备的物料各组分的成份、重量和体积，为进一步进行热量衡算、设备计算、化工管道计算等提供定量的依据。物料衡算根据下列公式：式中：—输入物料总和；—输出物料总和；—损失物料总和。对于溶液全循环法尿素生产，由于物料的循环反应，在计算物料平衡时，全系统物料平衡的完整性很重要。改变某设备的任何一个参数都会影响全系统的物料平衡。各设备的物料衡算，必须在全系统物衡算完成以后才能判断各设备物料衡算的结果。因此对尿素生产过程必须进行全系统的物料衡算[12]。1.1物料衡算计算条件的确定在进行物料衡算之前，必须确定系统输入、输出、损失等物料量及计算基准等计算条件。尿素物料衡算有下列各项：1.计算基准尿素物料衡算常以每吨成品（含N246%尿素）为基准2.成品规格按国家标准规定[13]。粒状尿素成品规格：（重量比）含氮量46%（折合成尿素98.7%，不包括缩二脲含氮量）缩二脲0.9%水份0.3%其他杂质0.1%3.原料消耗额生产尿素的原料NH3和CO2的消耗定额，可根据中间试验车间及同类型生产车间测定的数据确定。年产40万吨尿素车间通用设计采用的原料消耗定额为：NH3580Kg/t成品尿素CO2785Kg/t成品尿素4.每吨成品中NH3损失量：NH3消耗定额与成品中尿素和缩二脲所含NH3量之差NH3损失量。可按下式计算： 式中：60.06—尿素分子量；103.16—缩二脲分子量；34.06、51.09—分别为尿素及缩二脲中含NH3量。1.NH3损失量在系统中具体分配根据中间试验车间及同类型生产车间测定数据确定。可参考下列数据：①　高压液氨泵漏损11.69Kg②　解吸塔废液中排出0.48Kg③　尾气吸收塔放空损失0.65Kg④　二段蒸发冷凝器排出0.91Kg⑤　一段蒸发喷射器放空损失1.14Kg⑥　造粒塔损失0.68Kg⑦　成品包装运输损失0.75Kg总计16.3Kg2.每吨成品中CO2损失量：CO2消耗定额与成品中尿素和缩二脲所含CO2量之差即为CO2损失量。可按下式计算：（3-3）式中：44、88—分别为尿素及缩二脲中CO2含量。其余同前式。3.CO2损失量在系统中具体分配①　二氧化碳压缩机损失49.94Kg②　解吸塔废液排出0.58Kg③　二段蒸发冷凝液排出1.13Kg④　造粒塔损失0.88Kg⑤　成品包装运输损失0.97Kg总计53.5Kg4.每吨成品在制造过程中尿素的损失量及其在系统中的分配①　解吸塔废液中排出0.36Kg②　二段蒸发冷凝液排出1.2Kg③　造粒塔放空粉尘损失1.2Kg④　成品包装运输损失1.33Kg总计4.09Kg5.生产过程中水解消耗的尿素量及在系统中具体分配 ①　一段蒸发系统4.5Kg②　二段蒸发系统1.5Kg总计6.0Kg1.缩二脲在各处的生成量①　二段分解系统前6.0Kg②　一段蒸发系统前1.0Kg③　二段蒸发系统前2.0Kg总计9.0Kg2.尿素缩合成缩二脲需耗用尿素量可由下式计算：式中：120.12—两个尿素分子量；103.16—缩二脲分子量。3.成品中尿素含量及各项尿素损失量①　成品中含尿素量987.00Kg②　成品中含缩二脲消耗尿素量10.45Kg③　生产过程中损失的尿素量4.09Kg④　生产过程中水解损失的尿素量6.00Kg总计1007.54Kg4.在系统中循环的尿素该部分尿素系随二段蒸发冷凝液返回合成塔。取为总产量的0.25%即2.5Kg。5.解吸塔废液中各组分的数量由上列条件即可算出：尿素0.36KgNH3CO26.排出的二段蒸发冷凝液中各组分量由上列条件即可算出：尿素1.2KgNH3CO2 1.1水溶液全循环法流程物料衡算1.1.1压缩系统的物料衡算1.1.1.1压缩系统的工艺条件1．二氧化碳气的组成（干气，体积比）CO299%惰性气1%（按N2计）总S量15mg/m3(可忽略)2．CO2气体进入压缩机温度：40℃。压缩机吸入压力：3.923Kpa。吸入大气压以1atm为基准。3．CO2气体内水蒸汽含量按吸入条件下饱和水蒸汽含量计算。40℃时饱和水蒸汽压力为7.375Kpa4．在CO2气体中含氮量。由防腐条件确定，取为0.5%（体积比）。5．氧气的组成（体积比）O2：95%，N2：5%6．CO2气体经五段压缩最终压力为21.57Mpa（表），最终温度为125℃。7．CO2气体进五段的压力为7.99Mpa（表），温度为40℃。1.1.1.2压缩系统物料计算1．进入系统的CO2气体总量①　CO2质量为785Kg，体积为(1.976—CO2在标准状况下的密度，Kg/m3)②　CO2气体中的惰性气（包括H2、N2；为简化计算均按N2计），（1.25—N2在标准状况下的密度，Kg/m3)，故进入车间CO2气体量为：2．CO2气体中含水分CO2气的总压：40℃时饱和水蒸汽压力为7.375Kpa，故CO2气中水含量为：3．进入系统的O2气量①　纯O2在CO2气中占0.5%（体积比）即，（1.429—O2在标准状况下的密度，Kg/m3） ①　随O2带入的N2量为，故进入系统的O2气总量为2.02+0.11=2.13m3，2.89+0.13=23.02Kg1．压缩后的气体成分计算①　CO2在压缩机中的损失量为，②　压缩后的CO2量为785-49.4=735.16Kg，397.3-25.2=372.1m3③　压缩后的惰性气量为N2：4.01+0.11=4.12m3，5.01+0.13=5.14Kg，O2：2.02m3，2.89Kg1.1.1.1压缩系统物料平衡表压缩系统物料平衡见表3-1表3-1压缩系统物料平衡表输　　　　入输　　　　出组分质量/Kg体积/m3组分质量/Kg体积/m3CO2气815.21401.310其中：CO2785.00397.300惰性气5.914.010H2O25.20O2气3.022.130其中：O22.892.020N20.180.110CO2气743.39378.240其中：CO2735.06372.100O22.890.090N25.140.185H2O0.28压缩机排出74.8625.200其中：CO249.9425.200H2O24.92总计818.23403.330总计818.23403.3301.1.2合成系统的物料衡算1.1.2.1合成系统的工艺条件1．进合成塔NH3/CO2=4.1，H2O/CO2=0.65（分子比）2．合成塔的操作条件压力P=21.57Mpa，温度T=190℃3．尿素合成率（即CO2转化率）63%。4．液氨纯度为99.8%，其中所含水分在计算中略去不计。5．通过合成塔前后惰性气及氧气量无变化。6．由一段吸收返回合成塔的甲铵溶液中，NH3/CO2=3.1（分子比）1.1.2.2合成系统的物料计算1．进入合成塔各组分物料量的计算①　CO2气量由前节压缩系统物料衡算得知为743.369Kg，17.000Kmol其中：CO2：735.06Kg，16.71KmolO2：2.89Kg，0.09Kmol N2：5.14Kg，0.184KmolH2O：0.279Kg，0.0155Kmol①　氨基甲酸铵溶液中各组分的物料量a）溶液中CO2量已知需由合成塔生成的尿素量为1007.54Kg，16.79Kmol故转化为尿素的CO2即为738.76Kg，16.79Kmol为转化为尿素的CO2为，故进合成塔的CO2总量为：16.79+9.86=26.65Kmol，1172.69Kg除去由气相进入的CO2即为氨基甲酸铵溶液中的CO2量，即为：，9.94Kmolb）溶液中NH3量根据已知条件，甲铵液中分压16.67-9.33=7.34Kpa故溶液中含NH3：3.1×9.94=30.81Kmol，523.84Kgc）溶液中H2O量根据已知条件，合成塔内H2O/CO2=0.65（分子比）除去气相带入水份外即为甲铵液中水份，d）溶液中的尿素由计算条件知为2.5Kg，0.042Kmol②　原料液NH3量NH3的消耗定额除去高压氨泵的漏损11.69Kg其余全部进入合成塔。580-11.69=568.31Kg，33.3Kmol③　循环液NH3量已知合成塔入口NH/和CO2的分子比为NH3/CO2=4.1故进塔总NH3量，除去原料液NH3及由甲铵液带入NH3外均为循环返回的氨1．出合成塔各组分物料量的计算①　尿素量，16.832Kmol②　氨基甲酸铵量为了便于计算，设未转化为尿素的CO2均以氨基甲酸铵形态出塔，即为，9.86Kmol其中：CO29.86Kmol，33.84KgNH3，335.24Kg③　过量NH3生成尿素消耗NH3，570.86Kg进入合成塔总NH3除去生成尿素耗用及生成氨基甲酸铵外，全部为过量 NH3，则，951.49Kg①　H2O量氨基甲酸铵带入水分及尿素反应生成水之和，614.025Kg②　N2和O2量无变化，同入口数量。N2：5.14Kg，0.1847KmolO2：2.89Kg，0.09Kmol1.1.1.1合成系统物料平衡表合成系统物料平衡见表3-2表3-2合成系统物料平衡表输入输出组分质量/Kg物质量/Kmol组分质量/Kg物质量/Kmol原料CO2气743.3717.000其中：CO2735.0616.710O22.890.090N25.140.184H2O0.280.016原料液氨568.3133.430循环液氨765.4445.030氨基甲酸铵液1275.5058.100其中：NH3523.8430.810CO2437.639.940H2O311.8017.322尿素2.500.042反应后混合物3352.02136.765其中：尿素1010.0416.832氨基甲酸铵769.089.860CO2433.849.860NH3335.2419.720NH3951.4955.970H2O614.0234.112O22.890.090N25.140.184总计3352.62153.556总计3352.02136.765说明：进出物料差153.5567-136.7657=16.79Kmol，为合成反应因生成尿素而减少的分子数。1.1.2一段分解系统的物料衡算1.1.2.1一段分解系统的工艺条件1．一段分解系统总的氨基甲酸铵分解率：88%2．一段分解系统总的过量氨蒸出率：90%3．一段分解系统预分离器的氨基甲酸铵分解率：15%4．一段分解系统预分离器的过量氨蒸出率：66%5．预分离器出口气相中水分含量：4.65%6．一段分解分离器出口气相中水分含量：17%7．一段分解加热器操作条件：压力P=1.765Mpa，温度T=160℃1.1.2.2一段分解系统的物料计算 1．预分离器的物料衡算表①　预分离器出口气体组成a)气体中的CO2为9.86×0.15=1.48Kmol，65.05Kgb)气体中的NH3由过量氨蒸出：55.97×0.66=36.94Kmol，627.98Kg由氨基甲酸铵分解得：1.48×2=2.96Kmol，50.32Kg总计2.96+36.94=39.90Kmol，678.3Kgc)气体中的H2O除水分以外气相中的其他组成故水量为：，d)气体中的惰性气体N2：5.14Kg，0.1847KmolO2：2.89Kg，0.09Kmol②　预分离器出口溶液组成a)溶液中的CO2为9.86-1.48=8.38Kmol，368.76Kgb)溶液中的NH3，c)溶液中的H2O为34.1125-2.04=32.0725Kmol，577.305Kgd)溶液中的尿素为16.832Kmol，1010.04Kg③　预分离器物料平衡表预分离器物料平衡见表3-3表3-3预分离器物料平衡表输入输出组分质量/Kg物质量/Kmol组分质量/Kg物质量/Kmol反应后混合物3352.02136.76其中：尿素1010.0416.83氨基甲酸铵769.089.86CO2433.849.86NH3335.2419.72NH951.4955.97H2O614.0334.11O22.890.09N25.140.18预分离出口气体788.1343.69其中：CO265.081.48NH3678.3039.90H2O36.722.04O22.890.09N25.140.18预分离出口溶液2564.5493.07其中：NH3608.4335.79CO2368.768.38H2O577.3132.07尿素1010.0416.83总计3352.62153.556总计3352.03136.762．一段分解塔的物料算 ①　一段分解塔出口气体组成a)气体中的CO29.86×0.88-1.48=7.20Kmol，316.7Kgb)气体中的NH3由过量氨蒸出：55.97×0.9-36.94=13.43Kmol，228.36Kg由氨基甲酸铵分解而得9.86×0.88×2=17.36Kmol，295.12Kg由一段分解塔分解出的NH3为17.36-2.98=14.40Kmol，244.80Kg因此，气体中总氨量为13.34+14.40=27.83Kmol，473.18Kgc)气体中的H2O，②　一段分解塔出口溶液组成a)溶液中的CO2，b)溶液中的NH3，c)溶液中的H2O，d)溶液中的尿素为16.832Kmol，1010.04Kg③　一段分解塔物料平衡表一段分解塔物料平衡见表3-4表3-4一段分解塔物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol预分离出口溶液2564.5493.07其中：NH3608.4335.79CO2368.768.38H2O577.3032.07尿素1010.0416.83一段分解出口气体918.9442.20其中：CO2316.707.20NH3473.1827.83H2O129.067.17一段分解出口溶液1645.5750.87其中：NH3135.277.96CO252.061.18H2O448.2024.90尿素1010.0416.83总计796.4046.65总计796.3446.651．氨冷凝器的物料衡算①　氨冷凝器出口气体组成氨冷凝器内的温度为38℃，此温度下氨的饱和蒸气压1.470Mpa因此惰性气分压为1.765-1.470=0.295Mpa惰性气为0.09+0.18=0.27Kmol出口气相中NH3为，②　氨冷凝器的液氨量（ 不包括一般吸收塔的回流氨量，该部分回流氨量由热量衡算确定）根据合成塔物料衡算为765.44Kg，45.03Kmol①　进氨冷凝器的气氨总量，②　氨冷凝器物料平衡表氨冷凝器物料平衡见表3-51.1.1二段分解系统的物料衡算1.1.1.1二段分解系统的工艺条件1．一段及二段分解系统总的氨基甲酸铵分解率：98.2%2．一段及二段分解系统总的过量氨蒸出率：99.4%3．二段分解塔出口气内含水：25%4．二段分解系统的操作压力P=0.392Mpa，二段分解加热器操作温度T=150℃，二段分解塔操作温度120~150℃表3-5氨冷凝器物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol氨—惰性气796.4146.65其中：NH3788.3746.38O22.890.09N25.140.18液氨765.4445.03惰性气30.901.62其中：NH322.871.35O22.890.09N25.140.18总计796.4046.65总计796.3446.651.1.1.2二段分解系统的物料计算1．二段分解系统生成缩二脲的计算由计算条件知二段分解系统前生成缩二脲为6Kg或0.058Kmol。缩二脲生成反应：2（NH2)2CO→NH2CONHCONH2+NH3↑102.12103.1617.036.0反应消耗尿素量：，放出NH3量：，2．二段分解塔出口气体组成①　气体中的CO2：9.86×（0.982-0.88）=1.00Kmol，44.25Kg②　气体中的NH3： 由二段分解塔蒸出的过量氨气，由氨基甲酸铵分解得氨，34.17Kg总计，①　气体中的H2O：，1．二段分解塔出口溶液组成①　溶液中的CO2：，②　溶液中的NH3：，③　溶液中的H2O：，④　溶液中的尿素：1010.04-6.99=1003.05Kg，16.71Kmol⑤　溶液中的缩二脲0.058Kmol，6.0Kg1.1.1.1二段分解系统物料平衡表二段分解系统物料平衡见表3-6表3-6二段分解系统物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol一段分解出口溶液1645.5750.87其中：NH3135.277.96CO252.061.18H2O448.2024.90尿素1010.0416.83二段分解出口气体217.4911.03其中：CO244.251.01NH3123.597.27H2O49.652.76二段分解出口溶液1427.0439.72其中：NH311.730.69CO27.700.18H2O398.5622.14尿素1003.0516.71缩二脲6.000.06总计1645.5750.87总计1645.5750.871.1.2一段蒸发系统的物料衡算1.1.2.1一段蒸发系统的工艺条件1．操作压力闪蒸槽：44.13Kpa，一段蒸发器：26.66Kpa，一段蒸发表面冷凝器：25.60Kpa2．在一、二段分解及闪蒸槽中总的氨基甲酸铵分解率：99.1%3．在一、二段分解及闪蒸槽中总的过量氨蒸出率：99.85%4．出闪蒸槽尿液浓度：78%，其余组分不计 1．出一段蒸发器尿液浓度：96%2．尿液溶液中所含游离NH3及CO2通过一段蒸发后全部气化至蒸发蒸汽中。3．一段蒸发表面冷凝器操作温度：出口冷凝液：45℃，未冷凝气体：50℃1.1.1.1一段蒸发系统的物料计算1．闪蒸槽的物料衡算①　闪蒸槽出口气体中的NH3及CO2a)气体中的CO2，b)气体中的NH3由氨基甲酸铵分，由过量氨蒸出得，总计，②　闪蒸槽出口溶液的组成a)溶液中的CO2为0.175-0.089=0.086Kmol，3.784Kgb)溶液中的NH3为0.69-0.43=0.26Kmol，4.42Kgc)溶液中的尿素为16.714Kmol，1003.05Kgd)溶液中的缩二脲为0.058Kg·mol，6.00Kge)溶液中的水，③　闪蒸槽出口气体中的H2O，④　闪蒸槽物料平衡表闪蒸槽物料平衡见表3-7表3-7闪蒸槽物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol二段分解出口溶液1421.0439.78其中：NH311.730.69CO27.700.18H2O398.5622.14尿素1003.0516.71缩二脲6.000.06闪蒸槽出口气体93.045.06其中：CO23.920.09NH37.310.43H2O81.814.55闪蒸槽出口溶液1334.0034.72其中：NH34.420.26CO23.780.09H2O316.7517.60尿素1003.0516.71缩二脲6.000.06总计1427.0439.78总计1427.0439.782．一段蒸发器物料衡算 ①　一段蒸发器内生成缩二脲反应的计算一段蒸发器内生成缩二脲量由物料平衡条件知为1Kg2（NH2)2CO→NH2CONHCONH2+NH3↑102.12103.1617.031.0消耗尿素，放出NH3，②　一段蒸发器内尿素水解反应的计算一段蒸发器内尿素水解量由物料衡算条件知为4.5Kg（NH2)2CO+H2O→CO2+2NH3↑60.06184434.064.5xyz水解消耗H2O，水解生成CO2，水解生成NH3，③　蒸发蒸汽组成蒸发蒸汽中夹带的尿素在冷凝后进入尾气吸收塔并在解吸塔废液中排出。根据物料平衡计算条件知该部分尿素为0.36Kg蒸发蒸汽中的CO2，蒸发蒸汽中的NH3，④　一段蒸发后尿液的组成尿液中的尿素，尿液中的缩二脲，尿液中的H2O，⑤　蒸发蒸汽中的H2O，⑥　一段蒸发器物料平衡表一段蒸发器物料平衡见表3-81．一段蒸发表面冷凝器物料衡算①　未冷凝气体组成 NH3：由物料平衡计算条件知一段蒸发喷射器放空中氨损失为1.14Kg。此即一段蒸发表面冷凝器出口气体中所含氮量。表3-8一段蒸发器物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol闪蒸槽出口溶液1334.2134.73其中：NH34.420.26CO23.780.09H2O316.7517.60尿素1003.0516.71缩二脲6.000.06一段蒸发蒸汽288.6815.73其中：CO27.220.16NH37.240.34H2O273.8615.22尿素0.360.01一段蒸发后尿液1045.5718.99其中：H2O41.542.31尿素997.0316.61缩二脲7.000.07总计1334.2134.73总计1334.2434.80说明：出口总物料量较进口总物料量多0.075Kmol，此由尿素水解反应增加的。H2O：按谋厂同一设备现场数据，当蒸发蒸汽冷凝液温度为45℃时，未冷凝气体中NH3分压为14.932Kpa，H2O分压为10.665Kpa，CO2的分压很小忽略不计。则H2O量为：，①　冷凝液组成NH3：，CO2：，H2O：，尿素：0.36Kg，0.006Kmol②　一段蒸发表面冷凝器物料平衡表一段蒸发表面冷凝器物料平衡见表3-91.1.1二段蒸发系统的物料衡算1.1.1.1二段蒸发系统的工艺条件1．二段蒸发器的操作压力P=3.33Kpa2．二段蒸发表面冷凝器的操作压力P=8.67Kpa3．二段蒸发后尿素溶液的浓度为99.7%4．二段蒸发升压器蒸汽消耗量为72Kg，进升压器的空气量0.46Kg。5．二段蒸发喷射器的蒸汽耗量为8.16Kg，空气进入量为0.47Kg。1.1.1.2二段蒸发系统的物料计算 1．二段蒸发器的物料衡算a）二段蒸发器内生成缩二脲的计算表3-9一段蒸发表面冷凝器物料平衡表0组分KgKmol组分KgKmol闪蒸槽来气体93.045.06其中：CO23.920.09NH37.310.43H2O81.814.55一段蒸发蒸汽288.6815.73其中：CO27.220.16NH37.240.34H2O273.8615.22尿素0.360.01一段蒸发冷凝液379.3520.76其中：CO211.140.25NH313.410.79H2O354.8119.71尿素0.360.01未冷凝气体2.000.12其中：H2O0.860.05NH31.140.08总计381.3620.87总计381.3520.87二段蒸发器内生成缩二脲的量，根据物料平衡计算条件为2Kg故消耗尿素为，放出NH3为，b）二段蒸发器内尿素水解反应的计算尿素水解量为，水解生成的NH3为，水解生成的CO2为0.025Kmol，1.1Kg水解消耗的H2O为0.025Kmol，0.45Kgc）蒸发蒸汽组成蒸发蒸汽中含CO2为0.025Kmol，1.1Kg蒸发蒸汽中含NH3为0.85+0.33=1.18Kg，0.069Kmol蒸发蒸汽中夹带尿素二段蒸发蒸汽中夹带的尿素经冷凝后部分经二段循环冷凝返回合成塔，部分排出。故尿素量为2.5+1.2=2.7Kg，0.062Kmol。d）二段蒸发后尿素熔融物的组成尿素熔融物中的尿素为，尿素熔融物中的缩二脲为0.068+0.019=0.087Kmol，9.0Kg尿素熔融物中的水为，e）蒸发蒸汽中的H2O， 1．二段蒸发器物料平衡表二段蒸发器物料平衡见表3-102．二段蒸发表面冷凝器的物料衡算a）未冷凝气体的组成加入升压器的空气量为0.46Kg，0.016Kmol当冷凝液温度为40℃时，未冷凝气体温度约41.05℃，此时未冷凝气体中气体中H2O的分压为8Kpa。故随空气带出的H2O量为，b）二段蒸发冷凝液的组成进入升压器的蒸汽量为72Kg故冷凝液中的H2O为，冷凝液中的NH3为0.069Kmol，1.18Kg冷凝液中的CO2为0.025Kmol，1.1Kg冷凝液中的尿素为0.062Kmol，3.7Kg3．二段蒸发表面冷凝器的物料平衡表二段蒸发表面冷凝器物料平衡见表3-113-11二段蒸发表面冷凝器的物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol二段蒸发蒸汽44.082.27其中：CO21.100.03NH31.180.07H2O38.082.12尿素3.700.06升压器用蒸汽72.004.00进入空气0.460.02二段蒸发冷凝液112.646.08其中：CO21.100.03NH31.180.07H2O106.685.93尿素3.700.06未冷凝气体3.880.21其中：空气0.460.02H2O3.420.19总计116.526.29总计116.526.291.1.1吸收—解吸系统的物料衡算1.1.1.1吸收解吸系统的工艺条件1．尾气吸收塔的操作压力为常压，吸收塔顶的吸收液温度为40℃。2．解吸塔的操作压力392.27Kpa，进解吸塔顶的溶液温度为85℃，出口气体温度为110℃。3．解吸塔以直接蒸汽加热。该项蒸汽量，由热量平衡计算而得48.46Kg。4． 由一段蒸发表面冷凝液来的冷凝液，先进入碳铵液槽，在随同尾气吸收塔的循环溶液一起进入吸收塔内。但由于循环溶液的数量需有热量衡算确定，故在本计算中将一段蒸发冷凝液当作直接进入尾气吸收塔考虑。1．解吸塔出口解吸气中含H2O32.8%（重量）1.1.1.1吸收解吸系统的物料计算1．尾气吸收塔的物料衡算①　惰性气体洗涤器来的惰性气体组分惰性气体洗涤器内氨水浓度为54%（重量百分比，不计其中的尿素及CO2），其操作温度为T=45℃此时氨分压为784.5Kpa，而惰性气为0.274Kmol，故出口气体中氨的数量为，惰性气量为N2：5.14Kg，0.1847Kmol，O2：2.89Kg，0.09Kmol②　一段蒸发表面冷凝液组分CO211.136Kg，0.253KmolNH313.41Kg，0.793KmolH2O354.806Kg，19.71Kmol尿素0.36Kg，0.006Kmol总计379.325Kg，20.762Kmol③　吸收后出口气体的组成a)气体中的氨根据物料衡算条件尾气吸收塔方空气中含氮量0.65Kgb)气体中的惰性气量不变，仍为N2：5.14Kg，0.1847Kmol，O2：2.89Kg，0.09Kmolc)气体中的水由于出口气体中H2O量很少，故吸收后溶液的氨浓度可视为4.3%浓度的氨水40℃时水总压为16.67Kpa，氨分压为9.33Kpa，则H2O分压为故出口气体中H2O为，④　尾气吸收塔出口溶液的组成溶液中的NH3为，溶液中的尿素及CO2量不变溶液中的H2O为，⑤　尾气吸收塔物料平衡表 尾气吸收塔物料平衡见表3-123-12尾气吸收塔物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol一段蒸发冷凝液379.3520.76其中：CO211.140.25NH313.410.79H2O354.8119.71尿素0.360.01惰性洗涤器来气体11.710.49NH33.680.22O22.890.09N25.140.18尾气吸收塔出口液381.9620.90其中：CO211.140.25NH316.440.97H2O354.2719.68尿素0.360.01放空气体9.220.34其中：H2O0.540.03NH30.650.04O22.890.09N25.140.18总计391.1821.24总计391.1821.241．解吸塔的物料衡算①　解吸塔出口气体组成由物料平衡条件知解吸塔废液中含NH3：0.27Kg，0.016KmolCO2：0.31Kg，0.01Kmol尿素：0.36Kg，0.006Kmol来自尾气吸收塔的溶液，除在废液中排除的组分外全部解吸出。故气相中含NH3：16.44-0.27=16.17Kg，0.955KmolCO2：11.136-0.31=10.826Kg，0.246Kmol解吸塔气相中H2O含量为32.8%（重量比）则气相中含H2O为，②　解吸塔排出废液中含水加入解吸塔直接蒸汽为48.46Kg，故残留的水量为，③　解吸塔物料平衡表解吸塔物料平衡见表3-131.1.1二段吸收系统的物料衡算1.1.1.1二段吸收系统的工艺条件1．二段吸收系统的操作条件：压力P=392.27Kpa，温度T=40℃2．出二段循环第一冷凝器的甲铵液中，NH3/CO2=4.03 1.1.1.1二段吸收系统的物料计算表3-13解吸塔物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol尾气吸收塔来溶液381.9620.90其中：CO211.140.25NH316.440.97H2O354.2719.68尿素0.360.01加热蒸汽48.462.69解吸气体40.171.94其中：CO210.830.25NH316.170.96H2O13.180.73解吸废液380.2521.66其中：CO20.310.01NH30.270.02H2O389.5521.64尿素0.360.01总计430.4223.59总计430.4223.591．二段蒸发冷凝液返回二段循环系统物料组分计算①　返回二段循环第一冷凝器溶液中的H2O由合成系统物料衡算可知由一段循环返回合成系统水量为311.53Kg，此水分除去由预分离器出口气体、一段分解气、二段分解气、解吸塔出口气体返回外，全有二段蒸发表面冷凝液返回，其量为：这部分水量中约有1/4的量返至二段循环第一冷凝器做作吸收液用。故返回二段循环第一冷凝器溶液中的H2O为：，②　返回二段循环第一冷凝器中其余组分CO2：，NH3：，尿素：，③　返回二段循环第二冷凝器冷凝液组分H2O：，CO2：，式中：0.25—二段蒸发冷液排出的CO2量NH3：，尿素：，式中：1.2—二段蒸发冷凝液排出的尿素量 1．二段循环第一冷凝器的物料衡算①　进口气相组分进口气相由二段分解气及解吸气集合而成，具体数量见前述计算。②　冷凝后二段甲铵液组成CO2：气相中CO2全部被溶液吸收，则溶液中CO2总量为：，NH3：已知二段甲铵液中NH/和CO2的分子比为NH3/CO2=4.03，H2O：气相中H2O全部冷凝，则溶液中H2O总量为：，尿素：0.72Kg，0.012Kmol③　未冷凝气氨量为，④　二段循环第一冷凝器物料平衡表二段循环第一冷凝器物料平衡见表3-143-14二段循环第一冷凝器物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol二段分解塔分解气217.4911.03其中：CO244.251.01NH3123.597.27H2O49.652.76解吸气体40.171.94其中：CO210.830.25NH316.170.96H2O13.180.73二段蒸发冷凝液112.646.08其中：CO20.210.01NH30.230.01H2O20.671.16尿素0.720.01二段甲铵液225.5610.97其中：CO255.291.26NH386.095.06H2O83.634.65尿素0.720.01未冷凝气氨53.903.17总计280.5414.21总计280.5414.212．二段循环第二冷凝器的物料衡算①　二段循环第一冷凝器未被吸收的气氨在二段循环第二冷凝器内全部被吸收，故二段循环第二冷凝器出口的氨水组分为：CO2：0.637Kg，0.014Kmol，H2O：62.40Kg，3.467KmolNH3：，，尿素：1.78Kg，0.03Kmol②　二段循环第二冷凝器物料平衡表 二段循环第二冷凝器物料平衡见表3-15表3-15二段循环第二冷凝器物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol二段蒸发冷凝液65.163.53其中：CO20.640.01NH30.720.04H2O62.403.48尿素1.780.03二段循环第一冷53.903.17凝器来气氨二段循环第二120.146.78冷凝器氨水其中：CO20.640.01NH354.623.21H2O62.403.48尿素1.780.03总计120.146.78总计120.1426.781.1.1一段吸收系统的物料衡算1.1.1.1一段吸收系统的工艺条件1．惰性气体洗涤塔操作条件：压力P=1.76Mpa，温度T=44℃2．惰性气体洗涤器出口气体中不含水分。3．一段吸收塔操作条件：压力P=1.76Mpa。4．一段吸收塔出口气体中不含CO2及H2O。1.1.1.2一段吸收系统的物料计算1．惰性气体洗涤器的物料衡算a）进口惰性气组分由氨冷凝器物料衡算得知：NH3为22.87Kg，1.345Kmol，O2为2.89Kg，0.09Kmol，N2为5.14Kg，0.18Kmolb）出口未被吸收气体组分由尾气吸收塔物料衡算得知：NH3为3.68Kg，0.216KmolO2为2.89Kg，0.09Kmol，N2为5.14Kg，0.18Kmolc）由二段循环第二冷凝器来氨水组分CO2为0.637Kg，0.014Kmol，NH3为54.62Kg，3.212Kmol，H2O为62.40Kg，3.467Kmol，尿素为1.78Kg，0.03Kmold）惰性气体洗涤器出口氨水组成CO2：0.637Kg，0.014KmolNH3：，H2O：62.40Kg，3.467Kmol尿素：1.78Kg，0.03Kmole）惰性气体洗涤器物料平衡表 惰性气体洗涤器物料平衡见表3-16表3-16惰性气体洗涤器物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol惰性气30.901.62其中：NH322.871.35O22.890.09N25.140.18二段循环第二120.146.78冷凝器氨水其中：CO20.640.01NH354.623.21H2O62.403.46尿素1.780.03惰性气体洗涤器11.710.49出口气体其中：NH33.680.22O22.890.09N25.140.18惰性气体洗涤器139.417.89出口氨水其中：CO20.640.01NH373.814.34H2O62.403.47尿素1.780.03总计151.128.38总计151.128.381．一段吸收塔的物料衡算a）进入气体由预分离器分解气体和一段分解塔气体汇集而成，具体数量由预分离器及一段分解塔物料衡算而得。b）进口溶液由二段甲铵液和惰性气体洗涤器来的氨水二部分分开加入，具体数量由二段循环第一冷凝器及惰性气体洗涤器物料衡算而得。c）出口气体由氨冷凝器物料衡算而得。d）出口一段甲铵液由合成系统物料衡算而得。e）一段吸收塔物料平衡表一段吸收塔物料平衡见表3-171.1本章小结本章主要依据水溶液全循环法尿素生产工艺的主要参数，对压缩系统，合成系统，一段分解系统，二段分解系统，一段蒸发系统，二段蒸发系统，吸收解吸系统，二段吸收系统，一段吸收系统进行物料衡算。表3-17一段吸收塔物料平衡表 输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol预分离出口气体788.1343.69其中：CO265.081.48NH3678.3039.90H2O36.722.04O22.890.09N25.140.19一段分解出口气体918.9442.20其中：CO2316.707.20NH3473.1827.83H2O129.067.17二段甲铵液225.5610.97其中：CO255.291.26NH386.095.06H2O83.634.65尿素0.720.01惰性气体洗涤器139.417.90出口氨水其中：CO20.640.01NH354.623.21H2O62.403.47尿素1.780.03一段甲铵液1275.5058.10其中：CO2523.8430.81NH3437.639.94H2O311.5317.30尿素2.500.04一段吸收塔出口气796.4246.65其中：NH3788.3046.38O22.890.09N25.140.18总计2072.02104.76总计2072.02104.75 第1章热量衡算1.1合成塔的热量衡算1.1.1合成塔的工艺条件1．CO2气（包括惰性气）进口压力为21.61Mpa，温度为125℃。2．甲铵溶液进口压力为21.61Mpa，温度为100℃。3．尿素反应物出口压力为21.61Mpa，温度为190℃。4．按物料平衡表各进出口物料组分列表如下表3-2合成系统物料平衡表输　　　　　入输　　　　　出组分KgKmol组分KgKmol原料CO2气743.3717.00其中：CO2735.0616.71O22.890.09N25.140.19H2O0.280.02原料液氨568.3133.43循环液氨765.4445.03氨基甲酸铵液1275.5058.10其中：NH3523.8430.81CO2437.639.94H2O311.8117.32尿素2.500.04反应后混合物3352.02136.77其中：尿素1010.0416.83氨基甲酸铵769.089.86CO2433.849.86NH3335.2419.72NH3951.4955.97H2O614.0234.11O22.890.09N25.140.18总计3352.62153.56总计3352.02136.771.1.2合成塔的热量计算方法尿素合成塔的热量平衡计算，因为参加反应组份（NH3/CO2，H2O/CO2，循环甲铵液量，惰性气体量）和反应条件（温度、压力）的不同，反应热平衡难以简单的反应热数据来表示。而在目前对有关的热力学数据尚缺乏的情况下，一般可将各反应阶段分解开来计算，这样就可以把已有的数据用于合成塔的热量平衡计算。尿素合成塔的反应可以用下列尿素合成热平衡计算各项。逐项计算即求出合成塔总的热平衡。尿素合成塔热平衡计算项目见图4-1。 CO2(g)NH3(l)循环甲铵液(l)循环NH3(l)惰性气体(g)21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa125℃t℃100℃t℃125℃△H1降温△H2降温△H11升温降压降压气化NH3(l)CO2(g)NH3(g)21.61Mpa1atm25℃1atm25℃132.5℃△H3△H12汽化反应NH3(g)氨基甲酸铵(s)21.61Mpa1atm25℃132.5℃△H4升温△H6升温△H13升温△H16升温氨基甲酸铵(s)NH3(g)21.61Mpa21.61Mpa150℃150℃△H5熔融△H14混合液化氨基甲酸铵(l)循环甲铵液(l)NH3(l)21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa惰性气(g)150℃150℃150℃21.61Mpa190℃△H7反应△H15升温NH3(l)21.61Mpa190℃水(l)氨基甲酸铵(l)尿素(l)21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa150℃150℃150℃△H10升温△H9升温△H8升温水(l)氨基甲酸铵(l)尿素(l)21.61Mpa21.61Mpa21.61Mpa190℃190℃190℃图4-1合成塔热量衡算结构简图 1.1.1合成塔的热量计算1．∆H1—CO2气体降温降压吸热由CO2T—S图查得[14]P=21.61Mpa，T=125℃时，i=39.656kJ/KgP=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/Kg2．∆H2—当量NH3降温降压及气化吸热由NH3I—logP查得[15]，，见附录CP=21.61Mpa，T=t℃时，i=IkJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=101.488kJ/Kg3．∆H3—固体甲铵生成时反应热在1atm，25℃时固体甲铵生成热为：∆H=9092.212kJ/Kmol4．∆H4—固体甲铵升温吸热固体甲铵由25℃升至150℃时的热焓值为：1256.570kJ/Kmol5．∆H5—固体甲铵熔融吸热固体甲铵在150℃时熔融热为：△H=1158.624kJ/Kmol6．∆H6—循环甲铵液升温吸热物料衡算中甲铵液的组成为：NH3523.84KgCO2(NH3)2779.62461.12%CO2437.63Kg氨水495.8838.88%H2O311.805Kg其中NH3183.374含氨37.4%尿素2.5KgH2O311.506总计1275.51275.5100%取固体甲铵比热为CP=8.672kJ/Kmol·℃查图4-2，取37.4%氨水比热0.278kJ/Kg·℃7．∆H7—甲铵转化为尿素时吸热尿素在150℃时的生成热为∆H=1247.014kJ/Kmol8．（∆H8+∆H9+∆H10+∆H15）反应熔融物升温吸热据物料衡算得： 尿素1010.04Kg尿素1010.04Kg30.2%CO2433.84KgCO2(NH3)2769.08Kg20.3%NH31286.73Kg氨水1565.47Kg46.8%H2O614.025Kg其中NH3951.49KgH2O614.02Kg总结3344.59Kg3344.59Kg100%混合物比热计算：取尿素比热CP=0.114kJ/Kg·℃，取甲铵比热CP=0.110kJ/Kg·℃图4-2氨水比热图1．∆H11—循环氨升温吸热据NH3I—logP查得：P=21.61Mpa，T=132.5℃时，i=64.023kJ/KgP=21.61Mpa，T=t℃时，i=IkJ/Kg2．∆H12—循环氨气化热NH3在临界温度下气化时，其热效应为0，即∆H12=03．∆H13—循环氨升温吸热P=21.61Mpa，T=132.5℃时，i=64.023kJ/KgP=21.61Mpa，T=150℃时，i=71.190kJ/Kg4．∆H14—循环氨与水混合放热反应熔融中循环氨溶于水中形成氨水浓度为60.7%。查得最终状态氨水浓度为37.4%，混合热为37.506kJ/Kg 1．∆H16—惰性气体升温吸热由空气T—S查得[16]，P=21.61Mpa，T=125℃时，i=16.01kcal/KgP=21.61Mpa，T=190℃时，i=19.83kcal/Kg2．∆H17—合成塔热损失设合成塔保温层厚120mm，外壁温度为50℃，气温为-12℃ai=5.3+3.6WW(空气流速)取4.5m/s合成塔散热面积3．合成塔热平衡因解得I=36.460kJ/Kg查NH3I—logP得：t=45℃1.1.1合成塔热量平衡表合成塔热量衡算见表4-11.2预分离器的热量衡算1.2.1预分离器的工艺条件1．进口反应熔融物（按减压前）液相：P=21.61Mpa，T=190℃尿素1010.04Kg尿素1010.04Kg30.2%CO2433.84KgCO2(NH3)2769.08Kg20.3%NH31286.73Kg氨水1565.47Kg46.8%H2O614.025Kg其中NH3951.49Kg H2O614.02Kg总结3344.59Kg3344.59Kg100%惰性气8.03Kg表4-1合成塔热量衡算表序号收入项目kJ序号支出项目kJ1甲铵生成热151930.962过量氨混合热14631.871CO2气降温降压1404.792当量氨降温降压36704.013固体甲铵升温吸热20997.374固体甲铵熔融吸热19360.735循环甲铵液升温11441.726甲铵转化为尿素吸20937.417反应熔融升温吸热25979.468循环氨升温（∆H11+∆H13）26586.489循环氨气化热0.0010惰性气升温31.0611热损失3119.92总计166562.83总计166562.831．出口物料液相：P=1.76Mpa，T=t℃NH3608.43Kg尿素1010.04Kg39.3%CO2368.76KgCO2(NH3)2653.68Kg25.4%H2O577.305Kg氨水900Kg5.3%尿素1010.04Kg其中NH3323.51KgH2O577.305Kg总计2564.5352564.535气相：P=1.76Mpa，T=115℃CO265.083.4%0.060MpaNH3678.391.3%1.607MpaH2O36.724.67%0.082Mpa惰性气8.030.63%0.011Mpa总计788.13100%1.76Mpa1.1.1预分离器的热量计算1．进口液相带入的热量据合成塔热平衡计算进口反应熔融物比热CP=0.914kJ/Kg·℃ 1．进口气相带入的热量据空气T—S查得，P=21.61Mpa，T=190℃时，i=20.306kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=10.870kJ/Kg2．出口液相带出的热量设预分离器出口液相温度为t℃，出口熔融物的比热求取：甲铵比热为8.672kJ/Kmol，尿素比热为0.014kJ/Kg·℃，35.9%的氨水比热为0.263kJ/Kg·℃3．排出气相带出的热设出口气相温度为118℃，CO2带出显热查CO2T—S得，P=0.060Mpa，T=118℃时，i=46.345kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/KgNH3带出显热查NH3I—logP得，P=1.607Mpa，T=118℃时，i=110.368kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=100.812kJ/KgH2O带出显热（包括蒸发潜热）据H2OI—S图查得[17]，P=0.082Mpa，T=118℃时，i=155.041kJ/KgP=1atm，T=25℃时，i=5.972kJ/Kg惰性气体带出显热（按空气计）据空气T—S查得P=0.011Mpa，T=118℃时，i=16.125kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=10.870kJ/Kg4．甲铵分解热量P=1atm，T=25℃时，甲铵生成热为9092.212kJ/Kmol,而甲铵熔融为1158.624kJ/Kmol先求取1.76Mpa，120℃时甲铵分解热，甲铵分解过程按盖斯定律解折为下列步骤： 甲铵（l）分解CO2（g）+NH3（g）P=1.76Mpa，T=120℃P=1.76Mpa，T=120℃q1降温降压q4升温升压甲铵（l）凝固甲铵（s）分解CO2（g）+NH3（g）P=1atm，T=25℃P=1atm，T=25℃P=1atm，T=25℃q2q3查得q2=1158.624kJ/Kmolq3=-9090.2124kJ/Kmol查CO2T—S得P=0.060Mpa，T=118℃时，i=46.345kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/Kg查NH3I—logP得P=1.607Mpa，T=118℃时，i=110.368kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=100.812kJ/Kgq=q1+q2+q3+q4亦即甲铵在P=1.76Mpa，T=120℃分解热为-7644.77/Kmol1．NH4OH分解热将NH4OH分解过程解析为以下：NH4OH（l）NH4OH（l）NH3（l）+35.9%氨水118℃QA41℃QB41℃汽化升温NH3（g）+35.9%氨水NH3（g）+35.9%氨水QC41℃41℃QD118℃118℃A．NH4OH由118℃降温至41℃的放热量：取60.7%氨水比热为0.287kJ/Kg·℃B．NH4OH在41℃时分解吸热：最初状态：60.7%氨水混合热为22.695kJ/Kg最终状态：35.9%氨水混合热为37.506kJ/KgC．NH3汽化热：NH3在1.607Mpa时汽化热为62.590kJ/Kg分解NH3量为951.49-323.51=628KgD．升温吸热： 氨水汽化升温吸热P=1.607Mpa，T=41℃时，i=97.706kJ/Kg，P=1.607Mpa，T=118℃时，i=110.368kJ/Kg氨水升温吸热：取35.9%氨水比热为0.265kJ/Kg·℃，氨水量为900.77Kg1．损失热取热量损失约进入热负荷的1.19%Q7=1207.60kJ2．预分离器出口液相温度t℃的求取因则t=124.0℃出口液相带出热量Q31.1.1预分离器热量平衡表预分离器热量衡算见表4-2表4-2预分离器热量平衡表序号收入项目kJ序号支出项目kJ1反应熔融物带入107181.082气相带入75.731反应熔融物42026.522排出气相12308.653甲铵分解热11314.144NH4OH分解热40399.905损失热1207.60总计107256.81总计107256.811.2一段分解塔的热量衡算1.2.1一段分解塔的工艺条件1．进口反应熔融物（1.76Mpa，124℃） NH3608.43Kg尿素1010.04Kg39.3%CO2368.76KgCO2(NH3)2653.68Kg25.4%H2O577.305Kg氨水900Kg35.3%尿素1010.04Kg其中NH3323.51KgH2O577.305Kg总计2564.535Kg2564.535Kg1．出口物料液相（1.76Mpa，160℃）NH3135.27Kg尿素1010.04Kg61.37%CO252.06KgCO2(NH3)292.18Kg5.61%H2O448.20Kg氨水543.35Kg33.02%尿素1010.04Kg其中NH395.16KgH2O448.20Kg总计1645.57Kg1645.57Kg气相（1.76Mpa，160℃）CO2316.7017.06%0.300MpaNH3473.1865.95%1.161MpaH2O129.06616.99%0.299Mpa总计918.92100%1.76Mpa1.1.1一段分解塔的热量计算1．反应熔融物带入热量Q1=42026.52kJ2．反应熔融物带出热量取17.51%氨水比热为0.263kJ/Kg·℃，尿素比热为0.114kJ/Kg·℃，甲铵比热为8.672kJ/Kmol·℃3．气相中CO2带出热量据CO2T—S查得，P=0.300Mpa，T=160℃时，i=48.495kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/Kg4．气相中NH3带出热量据NH3I—logP查得，P=1.161Mpa，T=160℃时，i=116.340kJ/KgP=1atm，T=25℃时，i=100.812kJ/Kg 1．气相中H2O带出热量据H2OI—S查得：P=0.299Mpa，T=160℃时，i=158.624kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=5.972kJ/Kg气相带出热量总和为：2．甲铵分解热甲铵分解量653.68-92.18=561.50Kg=7.2Kmol甲铵分解热3．NH4OH分解热将NH4OH分解过程解析为以下：降温分解NH4OH（l）NH4OH（l）NH3（l）+17.5%氨水160℃QA30℃QB30℃汽化升温NH3（g）+17.5%氨水NH3（g）+17.5%氨水QC30℃QD160℃160℃A．35.9%氨水降温放热，取35.9%氨水比热为0.263kJ/Kg·℃B．NH4OH分解热（吸热）最初状态：35.9%氨水混合热为37.984kJ/Kg最终状态：17.5%氨水混合热为46.584kJ/KgC．氨汽化热P=0.299Mpa，T=160℃，NH3汽化热为65.361kJ/Kg，分解NH3量为323.51-95.15=228.36KgD．升温吸热据NH3I—logP查得，P=1.161Mpa，T=160℃时，i=97.324kJ/KgP=1.161Mpa，T=30℃时，i=116.579kJ/Kg17.51%氨水，取比热为0.263kJ/Kg·℃ 1．热损失取进入热负荷的1.1一段分解塔热平衡求取加入蒸汽热负荷，设所需加热蒸汽热量为QQ=93818.20kJ则一段分解塔所需加热蒸汽热量为93818.20kJ1.1.1一段分解塔热平衡表一段分解塔热量衡算见表4-3表4-3一段分解塔热平衡表序号收入项目kJ序号支出项目kJ1反应熔融物带入42026.522加热蒸汽供给93818.201反应熔融物带出36140.712气相CO22193.983气相氨7347.114气相水19701.155甲铵分解55042.286NH4OH分解14968.477热损失451.03总计135844.72总计135844.721.2一段吸收塔的热量衡算1.2.1一段吸收塔的工艺条件1．一段分解塔分离的气相送经一段蒸发加热回收热量时气相冷凝量约为20%（重量）。冷凝液的组分为：CO220%NH331.5%H2O48.5%2．一段分解塔气体进一段蒸发器热能回收的进口温度为160℃，出口气液混合物温度为120℃。3．各物料进出口的温度压力如下：预分离器来的分解气体压力为1.76Mpa，温度为115℃惰性气体洗涤器来的氨水压力为1.76Mpa，温度44℃谔煅循环系统来的甲铵液压力为1.76Mpa，温度40℃一段吸收塔出口甲铵液压力为1.76Mpa，温度100℃一段吸收塔出口气压力为1.76Mpa，温度50℃4．各物料组分计算如下： a.惰性气体洗涤器来的氨水NH374.97Kg尿素1.78Kg0.785%CO20.637KgCO2(NH3)21.3Kg1.315%H2O62.02Kg氨水136.51Kg97.9%尿素1.78Kg其中NH374.49KgH2O62.02Kg总计139.407Kg139.407Kgb.二段甲铵液NH386.09Kg尿素0.72Kg0.01%CO255.29KgCO2(NH3)298.81Kg43.5%H2O83.63Kg氨水127.14Kg56.4%尿素0.72Kg其中NH343.414KgH2O83.73Kg总计225.56Kg225.56Kgc.一段分解塔气液混合物组分冷凝液组分如下：冷凝液量CO2(NH3)265.2Kg35.3%CO2量氨水118.6Kg64.7%NH3量其中NH329.5KgH2O量CO289.1Kg气相组分如下：CO2量316.7-36.7=280Kg19.2%0.338MpaNH3量473.16-57.9=415.26Kg74.1%1.304MpaH2O量129.06-89.1=39.96Kg6.7%0.118Mpa总计735.1Kg100%1.76Mpad.一段吸收塔出口甲铵液组成NH3523.84Kg尿素2.5Kg0.18%CO2437.63Kg甲铵775.59Kg60.8%H2O311.53Kg氨水497.74Kg39.02%尿素2.52Kg其中NH3185.88KgH2O311.53Kg总计1275.50Kg1275.50Kg1.1.1一段吸收塔的热量计算1．预分离器气相带入热量Q1=12308.65kJ 1．由一段蒸发加热器带入热量（t=120℃）气相带入热量据CO2T—S查得P=0.338Mpa，T=120℃时,i=46.417kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/Kg据NH3I—logP查得P=1.304Mpa，T=120℃时，i=111.085kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=100.812kJ/KgH2O（包括冷凝热）P=0.118Mpa，T=120℃时，i=154.443kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=5.972kJ/Kg液相带入热量查得25%氨水的比热0.263kJ/Kg·℃，甲铵的比热为8.762kJ/Kmol·℃2．惰性气体洗涤器来的氨水带入热量（t=44℃）甲铵的比热为7.764kJ/Kmol·℃，54.5%氨水的比热为0.287kJkcal/Kmol·℃3．二段甲铵液带入热量取甲铵的比热为7.764kJ/Kmol·℃取34.2%氨水的比热为0.263kJ/Kmol·℃4．生成甲铵放热由预分离器气体带入的CO2量1.48Kmol，由一段分解气带入的CO2量6.31Kmol，则生成甲铵量为7.79Kmol5．NH4OH生成热一段吸收塔内NH4OH生成热可以视为两部分热量： A．几种不同浓度氨水的混合热B．气相中氨被吸收放热查图4-2,25%氨水溶解热43.00kJ/Kg，32.4%氨水溶解热38.94kJ/Kg，34.2%氨水溶解热38.461kJ/Kg，37.4%氨水溶解热37.028kJ/Kg，54.5%氨水溶解热27.234kJ/KgA—氨水混合热B—气氨的溶解热从气相中溶解的氨量为：气相中水冷凝量为：气相中气氨溶解前氨水浓度为气氨溶解后氨水浓度为37.4%，平均浓度为34.9%换算成查气氨溶解热H2O/NH3=1.76时[18]，溶解热为1313.90kJ/Kmol1．出口甲铵液带出热量据合成塔热平衡计算，取Cp=0.179kJ/Kg·℃2．出口气体带出热量据NH3I—logP查得，P=1.75Mpa，T=50℃时，i=98.90kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=100.81kJ/Kg惰性气体（按空气计），P=0.011Mpa，T=50℃时，i=12.42kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=10.87kJ/Kg3．热损失取进入热负荷约1.58%，Q7=1499.52kJ由一段吸收塔热量平衡求取回流氨移走的热负荷为Q总的热量收入为Q入 回流氨量的求取：据NH3I—logP查得，P=1.76Mpa，T=38℃时，i=34.161kJ/Kg，P=1.76atm，T=50℃时，i=98.901kJ/Kg1.1.1一段吸收塔热量平衡表一段吸收塔热量衡算见表4-4表4-4一段吸收塔热量平衡表收入项目kJ支出项目kJ预分离器气相带入12308.65从一段蒸发器回的气相带入11551.12从一段蒸发器回的液相带入3654.09从惰气洗涤器来的氨水带入747.25二段甲铵液带入647.64甲铵生成热61802.68NH4OH生成热3744.15出口气相带热1494.27出口液相带出17162.45热损失1499.52回流氨移走77283.09总计135844.72总计135844.721.2一段蒸发器的热量衡算1.2.1一段蒸发器的工艺条件1．进一段蒸发器的尿液温（t=98℃）2．一段蒸发后尿液的组成（t=130℃）尿素：997.03Kg缩二脲：7KgH2O：41.54Kg3．蒸发蒸汽的组成P=26.67Kpat=130℃CO27.216Kg0.166Kmol0.265KpaNH37.24Kg0.43Kmol0.804KpaH2O273.86Kg15.215Kmol24.12Kpa尿素0.36Kg0.006Kmol4．热能回收部分 返回一段吸收塔的液体组成：CO236.8Kg0.836Kmol20%NH357.9Kg3.4Kmol31.5%H2O89.1Kg4.95Kmol48.5%183.8Kg9.186Kmol100%返回一段吸收塔的气体组成：CO2279.9Kg6.31Kmol0.338MpaNH3415.26Kg24.45Kmol1.308MpaH2O39.96Kg2.22Kmol0.118Mpa735.12Kg32.98Kmol1.76Mpa1．一段分解塔来气体P=1.76Mpat=158℃CO2316.70Kg7.20Kmol0.301MpaNH34473.16Kg27.83Kmol1.164MpaH2O129.06Kg7.17Kmol0.300Mpa918.92Kg32.98Kmol1.76Mpa1.1.1一段蒸发器的热量计算①　热量收入1．尿素溶液带入的热量（t=98℃）根据闪蒸槽热量计算知道Q1=15697.32kJ2．尿素溶液浓缩放出的热量进料尿液中，出料尿液中尿素的平均物质量为，尿素的溶解热为1.085kJ/g·mol[18]，尿素的溶解热为0.967kJ/g·mol3．热能回收部分计算a．由一段分解塔气体带来的热量b．甲铵反应热液相中生成甲铵量为0.836Kmol a．NH4OH生成热过量氨量，尿素的溶解热为1911.13kJ/Kmolb．返回一段吸收塔的气体、液体带出的热量根据一段吸收塔计算得知返回气相带出的热量为11551.12kJ，返回液相带出的热量为3654.09kJ所以热能回收的量为：热量收入总和为：①　热量支出1．熔融尿素带出热量取尿素比热为0.114kJ/Kg·℃，96%尿素的Cp为2．尿素水解吸热由物料计算尿素水解量为0.075Kmol取甲铵生成热为9092.21kJ/Kmol，甲铵熔融热为1158.62kJ/Kmol，尿素生成热为1624.46kJ/Kmol3．蒸发蒸汽带出热量据CO2T—S查得，P=0.265Kpa，T=130℃时，i=47.062kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=41.567kJ/Kg据NH3I—logP查得P=0.804Kpa，T=130℃时，i=113.951kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=100.812kJ/Kg据H2OI—S图查得P=24.12Kpa，T=130℃时，i=156.474kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=5.972kJ/Kg4．氨的解吸热在氨水浓度极稀时，氨的解吸热为2021.022kJ/Kmol[18] 1．CO2解吸热CO2解吸热为1406.682kJ/Kmol2．分解碳铵为NH3和CO2气的中和热中和热为3941.710/Kmol，3．热损失取热损失约为进入热负荷1.3%，Q10=716.68kJ需加热蒸汽供给的热量为进出热负荷之差：1.1.1一段蒸发器热量平衡表一段蒸发器热量衡算见表4-5表4-5一段蒸发热量平衡表收入项目kJ支出项目kJ尿素溶液带入热量15697.32尿素溶液浓缩热1950.55热能回收23975.87加热蒸汽15682.04尿素水解热473.01熔融尿素带出热13008.36氨解吸热869.09CO2解吸热233.16NH3和CO2气的中和热654.56蒸发蒸汽带出热41350.93热损失716.68总计57305.78总计57305.781.2一段蒸发表面冷凝器的热量衡算1.2.1一段蒸发表面冷凝器的工艺条件1．由闪蒸槽来的气体温度t=98℃，P=25.42Kpa。2．由一段蒸发器分离器来气体温度t=130℃，P=25.42Kpa。 1．一段蒸发表面冷凝器出口冷凝液温度t=45℃。2．未冷凝气体组成：（t=50℃，P=25.42Kpa）NH31.14Kg0.067Kmol14.67KpaH2O0.86Kg0.048Kmol10.75Kpa共计2.00Kg0.115Kmol25.42Kpa1.1.1一段蒸发表面冷凝器的热量计算1．由闪蒸槽来气体带入热量Q1=12067.37kJ2．由一段蒸发蒸汽带入热量Q2=41350.93kJ3．氨溶解热氨溶解量为0.793Kmol，氨溶解热为2021.022kJ/Kmol4．CO2溶解热CO2溶解热为1404.68kJ/Kmol，溶解的CO2量为0.255Kmol5．氨水和CO2中和放出热2NH4OH+CO2·H2O=(NH4)2CO3·H2O+H2O+Q此处Q=4025.322kJ/Kmol热量总收入和Q入6．一段蒸发冷凝液带出热量由于一段蒸发冷凝液中含NH3量极稀，故其热焓可以水热焓计。其比热为0.208kJ/Kmol7．未冷凝气体带出热量据NH3I—logP查得P=14.67Kpa，T=50℃时，i=90.53kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=87.625kJ/Kg据H2OI—S图查得P=10.75Kpa，T=50℃时，i=128.322kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=5.19kJ/Kg8．需冷却水带走热量 1.1.1一段蒸发表面冷凝器热量平衡表一段蒸发表面冷凝器热量平衡见表4-6表4-6一段蒸发表面冷凝器热量平衡表收入项目kJ支出项目kJ闪蒸槽气体带入热12067.37一段蒸发蒸汽带入41350.93氨溶解热1602.96CO2溶解热358.10中和放热1026.52一段蒸发冷凝液1575.87未冷凝气体带出109.22冷却水移走47342.19总计56405.88总计56405.881.2尾气吸收塔的热量衡算1.2.1尾气吸收塔的工艺条件1．惰性气体的温度t=44℃，P=1atm。各组分如下：NH33.86Kg0.216Kmol43.41KpaO22.89Kg0.09Kmol54.36KpaN25.14Kg0.18Kmol共计11.80Kg0.486Kmol1atm2．放空气体的组成如下：NH30.65Kg0.038Kmol11.24KpaH2O0.54Kg0.03Kmol6.84KpaO22.89Kg0.09Kmol79.69KpaN25.14Kg0.18Kmol共计9.22Kg0.338Kmol1atm3．经尾气吸收塔冷却器后，一段蒸发表面冷凝液的温度t=40℃。4．尾气吸收塔出口溶液温度t℃。1.2.2尾气吸收塔的热量计算1．一段蒸发冷凝液带入热量3.5%氨水t=40℃，i=8.306kJ/Kg2．由惰性气体洗涤器来的惰性气体带入热量为Q2=263.08kJ 1．放空气体带出热量据NH3I—logP查得P=11.24Kpa，T=40℃时，i=84.49kJ/Kg，P=1atm，T=0℃时，i=84.72kJ/Kg惰性气当P=79.69Kpa，T=40℃时，i=10.17kJ/Kg，当P=1atm，T=0℃时，i=8.16kJ/Kg据H2OI—S图查得P=6.84Kpa，T=40℃时，i=127.70kJ/Kg，P=1atm，T=0℃时，i=0kJ/Kg2．出口碳铵液带出热量设出口碳铵液温度为t℃，其热焓为IkJ/Kg3．氨溶解热取氨溶解热为1756.44kJ/Kmol，溶解氨量为3.03Kg热量平衡Q1+Q2+Q5=Q3+Q4则I=45.5kcal/Kg，按4%氨水t=45℃，i=9.344kcal/Kg尾气吸收塔冷却器换热量Q4-Q1=445.81kJ1.1.1尾气吸收塔热量平衡表尾气吸收塔热量衡算见表4-71.2解吸塔的热量衡算1.2.1解吸塔的工艺条件1．进解吸塔溶液分两路：中部溶液量温度t=125℃，顶部溶液量温度t=85℃2．加热蒸汽用1.22Mpa，温度为189℃。3．解吸塔出口气体温度（t=85℃，P=0.392Mpa）CO210.08Kg0.245Kmol19.38KpaNH316.17Kg0.955Kmol192.62KpaH2O13.2Kg0.738Kmol149.2Kpa 共计40.17Kg1.935Kmol392Kpa1．解吸塔排出液温度t=143℃表4-7尾气吸收塔热量平衡表收入项目kJ支出项目kJ一段蒸发冷凝液3151.79惰性气体带入263.08氨溶解热312.92放空气体带出88.66出口溶液排出3639.12总计4288.82总计4288.821.1.1解吸塔的热量计算A．热量收入1．塔顶进液带入热量溶液的焓i=17.650kJ/Kg2．塔中部进液带入热量溶液的焓i=25.96kJ/Kg3．加热蒸汽带入热量设加热蒸汽用量为G，P=1.22Mpa，i=138.08kJ/Kg热量收入总和Q入B．热量支出1．排出气体带出热量据CO2T—S查得P=19.38Kpa，T=85℃时，i=38.83kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=36.13kJ/Kg据NH3I—logP查得P=192.6Kpa，T=85℃时，i=93.85kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=87.63kJ/Kg据H2OI—S图查得P=149.2Kpa，T=85℃时，i=131.54kJ/Kg，P=1atm，T=25℃时，i=5.19kJ/Kg2．排出废液带出热量排出废液按水计，其焓为29.69kJ/Kg 1．氨解吸热解吸氨量为0.465Kmol，氨的解吸热为1756.65kJ/Kmol2．CO2解吸热CO2解吸热为1220.93/Kmol3．NH3和CO2气的中和热NH3和CO2气的中和热为3426.08kJ/Kmol4．热损失取热损失为进入热负荷的1.5%Q9=255.40kJ热量支出总和Q出加热蒸汽冷凝液带出热量为（29.69-4.07）G=25.62G热量平衡Q入=Q出8203.54+134.01G=25.62G+12382.68G=48.46Kg加热蒸汽带入热量：加热蒸汽冷凝液带出热量为25.62G=1187.29kJ1.1.1解吸塔热量平衡表解吸塔热量平衡见表4-8表4-8解吸塔热量平衡表收入项目kJ支出项目kJ进塔顶溶液带入1191.86进塔中部溶液带入5938.54加热蒸汽带入6439.78排出废液带出8374.38蒸汽冷凝液带出1187.29氨解吸热816.86CO2解吸吸热299.00气相带出1797.55NH3和CO2中和热839.49热损失255.40总计15612.52总计15612.521.2本章小结 本章根据水溶液全循环法尿素生产工艺的主要工艺参数，在物料衡算的基础上，对合成塔，预分离器，一段分解塔，一段吸收塔，一段蒸发器，一段蒸发表面冷凝器，尾气吸收塔，解吸塔进行了热量衡算。 第1章主要工艺设备计算1.1一段分解塔分离器工艺尺寸设计1.1.1一段分解塔分离器的工艺条件1．操作压力P=1.76Mpa2．操作温度t=160℃3．一段分解塔分离器物料平衡数据见表5-1表5-1一段分解塔分离器物料平衡表出口气相出口液相组分质量/Kg物质的量/Kmol组分质量/Kg物质的量/Kmol尿素NH3473.1627.83CO2316.707.20H2O129.067.17尿素1010.0416.83NH3135.277.96CO252.081.18H2O448.2024.90总计918.9242.20总计1645.5750.874．生产能力：取最大小时生产量，G=52.08t尿素/h1.1.2一段分解塔分离器的工艺尺寸计算1．气相密度表5-2NH3,CO2,H2O的临界温度,临界压力值组分NH3CO2H2O临界温度℃132.331.0374.2临界压力PCMpa11.287.3822.12混合气体的临界温度混合气体的临界压力对比温度对比压力 查气体的通用压缩系数[19]得压缩系数Z=0.95气相密度1．液相密度将液相视为尿素溶液，查“氮肥设计手册”求的61.3%浓度的尿素溶液密度为1110Kg/m3。2．空速w3．气相负荷4．分离器截面积5．分离器直径考虑到负荷变化及压力波动，选取一段分解分离器直径Ф2400mm[20]。1.1一段吸收塔工艺尺寸设计1.1.1一段吸收塔的工艺条件1．操作压力P=1.76Mpa2．操作温度进浮阀段气相温度t'g=100℃，出浮阀段气相温度t''g=50℃进浮阀段液相温度t'l=50℃，出浮阀段液相温度t''l=50℃3．一段吸收塔物料平衡有关数据见表5-34．生产能力：取最大小时生产量，G=52.08t尿素/h1.1.2一段吸收塔的工艺尺寸计算1．浮阀段物料平衡计算 根据全塔物料平衡有段数据即可计算出浮阀段物料平衡数据。①　浮阀段出口气相NH3：788.39+1193=1981.39Kg116.56KmolO2：2.89Kg0.09KmolN2：5.14Kg0.18Kmol总计1989.42Kg116.83Kmol表5-3一段吸收塔物料平衡表出口气相出口液相进塔顶氨水回流氨组分质量/Kg物质的量/Kmol质量/Kg物质的量/Kmol质量/Kg质量/Kg尿素NH31151.4567.73CO2381.788.68H2O165.739.21O22.890.09N25.140.18788.3846.382.890.095.140.181.7874.940.6462.021193总计1707.0585.89796.4246.65139.411193②　浮阀段进口气相CO2：一段分解气中的CO2有95%在塔下鼓泡段内被吸收，故进浮阀段CO2量为381.78×0.05=19.089Kg，0.434KmolNH3：上述CO2在浮阀段内被吸收生成甲铵，放出的热量被顶部回流氨汽化带走，除这部分在浮阀段汽化的氨外，其余回流氨在鼓泡段内全部气化进入浮阀段。浮阀段生成甲铵反应放出热量式中：5917—气态CO2和液态NH3在恒压下生成1Kmol固体甲铵放热，kJ/Kmol；789.0—氨基甲酸铵溶解热，kJ/Kmol。这些热量可气化氨量为式中：85.96、32.60—分别为1.76Mpz、50℃条件下气态氨和液态氨的热焓，kJ/Kg。所以进浮阀段气态氨为1981.39－41.7=1939.69Kg114.1KmolO2：2.89Kg0.09KmolN2：5.14Kg0.18Kmol合计：1966.81Kg124.80Kmol③　浮阀段进口液相 塔顶加入全部回流氨量的80%，即1193×0.8=954.4Kg由惰性气体洗涤器来氨水：CO2：0.637KgH2O：62.02KgNH3：74.97Kg尿素：1.78Kg总计：139.41Kg进口溶液总计：954.4+139.41=1093.81Kg①　浮阀段出口液相据以上进口气、液相物料量进行平衡CO2：0.64+19.09=19.73KgH2O：62.02KgNH3：954.4+74.97－41.7=987.67Kg尿素：1.78Kg总计：1071.20Kg浮阀塔物料平衡表见表5-4表5-4浮阀段物料平衡表进气出气进液出液组分质量/Kg物质的量/Kmol质量/Kg物质的量/Kmol质量/Kg质量/Kg尿素NH31939.69114.10CO219.090.43H2OO22.890.09N25.140.181981.39116.562.890.095.140.181.781029.370.6462.021.78987.8719.7362.02总计1966.81124.801989.42116.831093.811071.201．塔径计算①　气相负荷取气相进出口负荷平均值其组成为：CO2：0.5×0.43=0.22Kmol0.197%NH3：0.5×（114.1+116.56）=115.33Kmol99.578%O2：0.09Kmol0.075%N2：0.18Kmol0.150%总计：115.82Kmol100% 各组分临界压力及临界温度值见表5-5表5-5各组分理解压力及临界温度值组分NH3CO2O2N2混合气体临界温度℃132.331.0-118.4-147.0130.72临界压力PCMpa11.287.385.083.3911.25对比压力对比温度由气体的通用压缩系数图查出Z=0.895故气相负荷1.421×115.82×52.08=8571.33m3/h①　气相密度②　液相量取进出口溶液量的平均值③　液相密度溶液中含氨量按进出口的平均值计溶液氨的浓度，50℃时93%氨水密度为600Kg/m3④　液相负荷液相流量56376.69÷600=93.96m3/h液相负荷LS=93.63÷3600=0.0261m3/s⑤　塔板间距不同塔径时塔板间距见表5-6表5-6不同塔径时塔板间距塔径D，m0.3-0.60.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.04.0-6.0塔板间距200-300250-350300-450350-600400-800600-800 HT，mm①　最大允许空塔速度式中：，—分别为气体和液体密度，Kg/m3；C—负荷系数为求C值，先求动能参数及分离空间式中：L—液相流量，93.96m3/h；V—气相流量，8571.33m3/h，—液相密度，600Kg/m3；—气相密度，12.05Kg/m3HT—塔板间距，450mm，即0.45mhL—板上液层高度，取70mm，即0.07m动能参数分离空间为不同分离空间下动能参数与负荷系数之间的关系见图5-1 图5-1不同分离空间下动能参数与负荷系数之间的关系由图5-1查出，此时C=0.079。塔内液体按液氨考虑，50℃时其表面张力为0.0145N/m图5-1中的负荷系数C是对液体表面张力为0.02N/m的物系绘制的，当表面张力为其他σ值时，应对C值按下式进行校正：负荷系数的校正最大允许空塔速度①　适宜空塔速度取最大允许空塔速度的85%WK=0.85W最大=0.85×0.519=0.441m/s②　塔径按设备标准选择塔径D=2.6m实际空塔速度1．降液管设计塔盘选双溢流式，降液管选弓型。①　堰长lW=0.6D=0.8×2.6=2.08m②　降液管中液体停留时间由lW/D=0.6查得Wd/D=0.1，Af/A'f=0.052则降液管宽度Wd=0.1D=0.2×2.6=0.52m降液管面积Af=0.052A'f=0.052×0.785×2.62=0.2759m2液体在降液管中停留时间 ，可满足要求。①　堰高因而选堰高为45mm。②　降液管下端与下层塔板间的距离，取0.05m式中：WD—降液管下端出口处的液体流速，取0.2m/s。1．浮阀数及开孔率浮阀数及开孔率浮阀塔板的开孔率取θ=10%，则阀孔总面积Ao为式中：AT—塔板面积阀孔直径按标准为Ф39，则阀孔数No为：阀孔速度：动能因数：，在正常操作范围内。2．压力降计算①　平板压力降对于26～34gV型盘式浮阀的压力降全开前：全开后：②　克服表面张力压力降③　通过泡沫层压力降 ①　塔板总压力降，129.74mm液柱1．雾沫夹带验算按雾沫夹带量为10%的液泛进行验算式中：VL—液相负荷，L—液体流量，0.0261m3/s；Z—流程长度，对双流塔板：Z=D－2Wd=2.6－2×0.26=2.08mAa—流程面积：Aa=AT－2Af=5.31－2×0.2759=4.76m2CAF—气相负荷系数，CAF=CAFO×系统因数不同气体密度和塔板间距下的CAFO见图5-2图5-2不同气体密度和塔板间距下的CAFO当气体密度为12.05Kg/m3，板间距为0.45m，由图5-2查出CAFO为0.112，对于无泡沫系统，系统因数为1。则CAF=0.112 泛点77.43%<85%，雾沫夹带量不大于10%属于正常操作范围。1．泄漏限对阀重为21～34g的浮阀，阀孔动能因数Fα=5为操作下限，此时泄漏量负荷要求。其阀孔速度下限：空塔速度下限：2．淹塔情况降液管内液柱高度式中：Hwd=0.178×103(Wd)2，Wd是液体通过降液管下端的出口速度，一般可取0.1～0.25m/s。此时不会发生液泛，故属正常操作范围。根据以上各项计算均在正常操作范围之内，故初选的塔板间距，塔径等各项参数适合[21]。3．操作范围①　由雾沫夹带计算可知该塔由淹塔控制，Hwd=0.5HT，则塔板压力降上限为平板压力降上限操作上限，②　操作下限③　操作弹性 1.1氨冷凝器工艺尺寸设计1.1.1氨冷凝器的工艺条件1．操作压力P=1.76Mpa2．操作温度入口气氨温度为TV'=50℃；出口气氨温度为TV''=38℃；出口液氨温度为TL'=38℃；冷却水入口温度为t’水=30℃；冷却水出口温度为t"水=36.5℃。3．物料平衡数据进氨冷凝器物料组成：NH3788.39+1193=-1981.39kg116.52kmol99.68%惰性气8.23kg0.275kmol0.32%总结1989.42kg116.79kmol100%冷凝液氨量：1958.44kg4．热负荷为Q=126827.76kJ/t尿素5．生产能力为G=52.08t尿素/h1.1.2氨冷凝器的工艺尺寸计算1.76Mpa时气氨冷凝液温度为44.5℃，则氨在冷凝器内各段温度变化：气氨冷却段温度变化为50℃→44.5℃；气氨冷凝段温度为44.5℃；液氨冷却段温度变化为44.5℃→38℃计算各点温度介质的焓值见表5-7（1.76Mpa）表5-7各点温度介质的焓值温度焓，kJ/kg气氨液氨惰性气38℃44.5℃50℃97.5698.9036.0711.5312.301．各段热负荷①　气氨冷却段50℃→44.5℃惰性气体由50℃冷却至38℃的热负荷并入此段计算，则氨冷却放热：惰性气冷却放热：故②　气氨冷凝液44.5℃ ①　液氨冷却段44.5℃→38℃1．各段冷却水终温及温差冷却水的消耗量①　气氨冷却段水温差该段水初温：36.5-0.136=36.364℃②　气氨冷凝段水温差该段水初温：36.364-6.17=30.194℃③　液氨冷却段该段水初温：30.194-0.193=30℃2．各段有效平均温差①　气氨冷却段②　气氨冷凝段③　液氨冷却段3．管程冷却水的给热系数a1预选壳程单程，管程双程卧式列管式换热器。传热面积A=480m2；列管尺寸：Ф25×2.5mm；管长l=6000mm；管数n=1132根；管间距s=32mm；内径D=1200mm；设有纵向挡板，挡板间距h=1000mm[21]。 水在管内流动，则水流速度故水流呈湍流。定性温度（36.5+30）÷2=33.25℃，查33.25℃时的物性数据如下：1．壳程气氨冷却给热系数a2根据预选设备，纵向挡板高0.956m。截去弓型高Wd=1200-956=244mm所以截去弓型面积与圆面积之比为已知AT=0.785×1.22=1.13m2，则Af=1.13×0.1449=0.1636m2截去弓型内包含管数n1=0.1449×1132=164这些管占面积Ad=164×0.785×0.0252=0.0805m2气体通过面积Aa1=0.1636－0.0805=0.0831m2挡板与挡板之间的截面积（考虑到管子占有空间）为：管间流速的基准流道截面积单位截面气体流速：定性温度（50+44.5）÷2=47.25℃时，由内插法a=4.83气氨冷却给热系数2．气氨冷却段传热系数K1及传热面积A1忽略污垢阻热，即γ=0 不锈钢导热系数λ=3.58kJ/m·h·℃1．气氨冷凝段传热系数K2及传热面积A2纯蒸汽在水平管束外表面上冷凝的给热系数a'2在1.76Mpa，44.5℃时氨蒸发潜热γ=1078.94kJ/kg根据试算，设q=47929.7kJ/m2·h，得b=16875式中：y—氨气中惰性气体含量，%气氨冷凝段传热面积A2单位面积热负荷验算：与假设基本相符。2．液氨冷却段传热系数K3及传热面积A3液氨在具有纵向挡板列管换热器壳程中冷却的给热系数a2查的a=1166(液氨在平均温度41.25℃下的值)式中：577.5—41.25℃时液氨的密度，kg/m3；0.148—管间流速的基准流 道截面积，m2传热系数K3传热面积A31．总传热面积选用A=480m2的冷凝器两台，实际传热面积为960m2设备裕度：1.1本章小结本章在物料衡算和热量衡算的基础上，查阅文献，确定合适的工艺条件，以这些条件为参数，对一段分解塔分离器，一段吸收塔，氨冷凝器主要设备进行了工艺尺寸的设计计算，根据计算的结果并选择设备模型。 结论我在本次设计中，学习并掌握了查阅文献资料、数据、控理分析资料数据以及编写文件等技能。本次毕业设计是一个复习与提高、理论与实际相结合的过程，综合运用了所学的理论知识和实习积累的知识，缩小了理论与实践之间的距离，同时提高了自己对理论知识的理解。这次毕业设计的任务年产40万吨尿素生产设计。我了解了水溶液全循环法制造尿素的基本过程、方法以及工业上尿素的制造工艺和尿素在国内外的发展方向。我在老师的指导下，我在很多方面都只是进行了粗浅的设计，在一些细节技术的处理上因为学识的不够，并没有进行深入的探讨，要进一步完善该工艺、进一步提高工艺的经济性，期望以后努力取得突破。 致谢在本次设计中，从收集资料到最后的设计完成，都经过了老师的悉心帮助和指导，历时三个多月，终于圆满完成。本设计从开始到结束，老师一直都是热心辅导，毫无保留的将知识传授给我们，并认真谨慎的总结了其他毕业生设计中存在的各类问题，对我在设计中存在的疑难问题提供了大量的信息，并耐心给我们讲解和解答，力求做到设计的合理性和可行性。设计的顺利进行乃至完成，与各位老师的热情、耐心的辅导是分不开的。在此，对老师表示衷心的感谢，并真心预祝老师工作顺利，万事如意! 参考文献1吴指南.基本有机化工工艺学.化学工业出版社,1999,4-52泸州天然气化工厂尿素车间编.尿素生产工艺.化学工业出版社,1998:6-73冯秉中.当代尿素生产工艺简介.当代化工技术,2002,17:10-114钱静清.水溶液全循环法尿素工艺在我国45年的发展历程—并记Q-1100节能型水溶液全循环法尿素工艺.化肥工业,2011,38(1):11-135张艳飞,李岩.改良节能型全能循环法尿素工艺.石油和化工节能,2010:15-166夏炎华.高效冷凝低安装高度CO2气提法尿素生产工艺.第十九届全国尿素厂技术交流年会论文资料集,2010,32-347郑海胜.460kt/aCO2气提尿素装置设计和运行总结.中氮肥,2011,1:40-438王颖.750t/d尿素装置循环A系统扩能至20000kg/hCO2物料平衡.泸天化科,2006,2:118-1209周庆伟.尿素生产工艺计算与优化软件的研究.浙江工业大学硕士学位论文,2007:7-1210张艳飞,李岩.改良节能型全能循环法尿素工艺.石油和化工节,2010,1:16-1711中国寰球化学工程公司.氨肥工艺设计手册.化学工业出版社,1988:54-8212王志魁.化工原理.第二版.化学工业出版社,1998:309-32013湖北化工设计院.尿素通用设计物料平衡计算书.化肥设计,2004:144-19214侯德邦.制碱工学.化学工业出版社,1960:7515M.J.Stovrop,HJ.HK.Modsen.DepartmentofEnergyEngineering.AshraeTransaction,2002,94:216S.M.Lemkowitz.JournalofappliedChemistryandBiotechnology.Journal,1998,23:7617陈静生.水环境化学.高等教育出版社.1987,20118石油化学工业部设计院主编.氮肥工艺设计手册-理化数据.石油化学工业出版社,2002:232-23619陈钟秀,顾飞燕,胡望明.化工热力学.化学工业出版社,2009:4-2520朱有庭,曲文海,于浦义.化工设备设计手册.化学工业出版社,200521俞晓梅,袁孝竞.塔器.化学工业出版社,2010:51-58,256-29822谭薇.化工设备设计基础.天津大学出版社,2005:163-194 附录A尿素处理喷漆燃料的低温性能的研究摘要进行实验研究尿素处理的价值为了提高喷气燃料的低温化学性能。通常，我们利用微扫描热量计（DSC），骤冷显微术，美国材料试验冷冻技术，云层和倾点研究在尿素处理中出现的燃料的变化特点。我们也运用气相色谱定量定性的研究燃料后处理的化学组分的变化。这些实验显示了尿素处理中存在活性物质，即一些移动具有选择性和高效性的长链烷烃，如甲醇。分析结果显示了通过DSC和骤冷技术观察警惕形成发现物质的减少。同时在测量倾点和云点也出现了明显的减少。尿素处理价值的一些实验结果还需研究讨论。1.引言航天飞机的喷气燃料在高海拔地区进行长时间的极低温度实验。在这种环境下，会导致燃料的黏度逐渐增加，在极端环境下，燃料部分发生固化。燃料晶体中会有一部分燃料无法产生推力，在极端条件下会导致燃料系统的失败。为了阻止低温下的燃料系统问题，美国空军对高海拔侦察机使用了特别燃料JPTS。JPTS是特别提炼的存在低的冰点和较好的高温热稳定性能，但是遗憾的是成本相对昂贵。JPTS的替代品是稍微便宜的JP-8燃料，由于经济和物流原因很具有吸引力。因此，美国空军研究添加剂的价值来来改进JP-8燃料的冷流和高温热稳定性能。JP-8+100添加剂的添加会影响高温热氧化沉淀的减少。提高倾点的添加剂如聚乙烯醋酸盐共聚物，实现了提高JP-8燃料的冷流性能，在低温条件下操作的JPTS已经出现了。最近，其他的专利共聚物的类型已经表明燃料结晶温度的降低和更低温度下的燃料使用的可能性。能提高低温和高温性能的最终燃料称作JP-8+100LT。 燃料处理技术的选择性使用可以提高喷气燃料的低温特性。减少高分子物质的浓缩可以降低燃料冰点，燃料的蒸馏变化影响高分子物质的浓缩，但是这种选择的成本很高，运用在JPTS的生产。高分子正烷烃迁移的后处理技术提供高效的价廉的相对体积小的潜在燃料去代替JPTS燃料。到目前为止已经形成三种具体的油产品的脱蜡：（1）低温溶剂脱蜡；（2）运用沸石催化脱蜡；（3）尿素处理。溶剂脱蜡涉及到在酮类溶剂中稀释，溶液冷却，蜡晶过滤，产品回收。商业用的脱蜡柴油和润滑油运用催化脱蜡，基于原料和高熔融蜡的裂解，原油中n-石蜡的组分。尿素处理是一种低温技术，即尿素选择性的与长链正烷烃反应形成固态的包合物，也被称作“加合物”。这些加合物很容易分离的液态燃料，在商业运作中，尿素可以在生成利用，n-石蜡可以回收。认为在尿素和正烷烃形成包合物发现了Bengen。尽管直链状的烷烃容易形成加合物，但是能够提供足够长直链的碳氢化合物也可以加合物。加合物形成趋势和尿素加合物热稳定性能会增加分子的物质的量。因此，在石油产品中的长链正构烷烃形成的蜡可以通过尿素处理选择性的移除。因为低蜡石油的生产，尿素处理的霍普商业细节已经在美国、前苏联法国、德国实施。迄今为止，没有具体的工作集中在尿素处理中喷气燃料（即，煤油，航空涡轮燃料）处理的研究。这些燃料比商业尿素脱蜡后的燃料，中油蜡含量低得多，而且液体温度也很低（ASTM冰点最大值：喷气燃料A，-40°C，喷气燃料A-1和JP-8，-47℃；JPTS，-53℃）。在尿素处理中因为喷气燃料的使用，蜡浓度的减少和固体形成温度的降低会导致更大的挑战。在这项工作中，我们运用尿素处理来探讨提高喷气燃料的低温性能。通常，我们利用微扫描热量计（DSC），骤冷显微术，ASTM冻结，云层和倾点研究在尿素处理中出现的燃料的变化特点。我们也运用气相色谱定量定性的研究燃料后处理的化学组分的变化。进行一系列的测试优化尿素处理过程，并利用该技术的实际影响进行讨论。1.实验部分所有尿素或燃料处理是在室温(23±2℃)进行的。尿素和甲醇在瓶子中混合时，要用规定了反应时间的磁力搅拌器搅拌。处理后，从混合物中移出燃料样品通过色谱注射器。燃料科学、空军研究实验室、俄亥俄赖特-帕特森空军基地收购了这些燃料（燃料样品A3219和JPTS3657）。从奥尔德利奇收购的甲醇和尿素没有进一步的纯化。配有液氮冷却附件（LNCA）的TA-DSC2920热量仪使用了DSC数据。在样品室中LNCA指示的气态和液态氮的热分析数据在低温下可以使用。通常情况下，使用色谱注射器取样20μL液体燃料（约16毫克），注射到开放铝样品盘中，随后称量，空铝盘做参照。冷却速率1°C/min以上-45到-65℃温度范围的数据已经得到。奥林巴斯BX50光学显微镜和极化光学采用了低温显微镜的信息。大多数图像的记录通过了交叉极化光学和柯达DS120万像素数码相机10倍物镜的记录。约为20微升样品被装在一个高架盖玻片显微镜幻灯片上。然后幻灯片放置在一个远离绝缘和氮气冷吹的平板进行加热或者冷却。样品放在用液氮作为的冷却剂中，冷却速率为30-45°C/分钟，冷却周期为5分钟。当样品为结晶状态时，样品的以较慢的冷却速度（一般为0.25°C/分钟）冷却至低于-65℃。阶段技术石油分析仪PSA-70V通过ASTMD5773-95，D5949-96，D5972-96获得了云点、倾点、冰点等数据。倾点分析的间隔为1℃的时间。 1.结果与讨论DSC研究。在以往的工作中，已经表明，喷气燃料放热冷却后凝固得到DSC的迹象是最大正构烷烃的结果。最近一项研究表明，形成低于0.5-1%的正构烷烃是不足以完全凝胶喷射燃料。在现在工作中，我们运用了DSC评估了喷气燃料中尿素处理的效果。在图1中，我们已经绘制了两个喷气燃料的DSC曲线：喷漆燃料3219和JPTS燃料3657的DSC曲线。表1这两种燃料实测的冰点、云点、倾点（注：只有冰点是喷气燃料的规格要求）。该表显示，喷气燃料3219的冰点是-46.3℃，这稍微偏离了JP-8冰点的规范最大值-47℃。JPTS燃料3657的冰点为-53.8℃，刚刚在JPTS规范最大值-53℃的范围内，然而大多数其他JPTS样品在实验室有较低的冰点。因此，这种喷气燃料是一种潜在的实用性燃料为了提高低温性能。JPTS燃料被认为是一种具有低温性能的燃料，是计划的最低目标。因此，我们希望能找到一个处理过程或者是添加剂的处理，改善3219燃料的低温性能，至少要优于3657燃料。图1JPTS燃料3657和燃料3219的冷却放热DSC曲线图图1显示了这些燃料冷却放热。JPTS燃料在低温下每5.8℃出现一个高峰。此外，该表还给出了JPTS燃料的冰点为7.5，云点为6.9，和倾点为8.0℃。因此，一个成功处理过程可以改善这些属性至少有6-8℃ 。重要的是，注意的是飞机坦克的操作温度和燃油系统的燃料的流动性以及泵的输送性能决定了燃料的可用性，而不是以上所提到的燃料的特性。另一项研究中，我们研究了候选燃料添加剂的温度和尿素作用。但是在目前无法进行年俗的测量。图2尿素处理和尿素/甲醇处理的DSC曲线图图2是将10克尿素加入到20毫升燃料混合搅拌24小时获得喷气燃料处理前后的DSC曲线。这些数字表明，在尿素单独处理会导致在低温下每3℃的降温放热。这样的结果将会导致一个很长的处理过程，这将对燃料的生产产生不切实际的大数量的结果。以前的研究可以大大加快增值溶剂油加合物的形成过程。据认为，这些所谓的“尿素溶剂”加快提高结晶尿素溶解液体混合物“反应”的能力，使得尿素和新型添加物的接触。这些溶剂称为激活溶剂，常见的激活剂包括水，低分子醇和两种不同的混合物。甲醇是尿素处理过程中一种低分子量的醇。专家认为甲醇的存在会提高尿素在燃料中的溶解度，从而导致加快了尿素和烷烃反应的时间。此外，图2所示的是尿素和甲醇的混合物处理燃料的DSC曲线。重复上述步骤加1毫升甲醇。该图显示，尿素/甲醇处理消除了冷却放热低于-65℃，提供了超过10℃的放热峰值的转变。这表明了尿素/甲醇处理生产燃料的潜力，改善和超越了规范JPTS的低温性能（见对比图1）。为了确认改善低温性能是由于除去可正构烷烃，从以前的研究出发，并研究各种大小烷烃处理的选择性，我们利用气相色谱来测量尿素处理后正构烷烃的浓度的变化。图3显示了3219燃料的色谱，这种燃料主要是正常范围内的C9-C16烷烃，以及极少量的C17（<0.05摩尔%）。图4给出了上述尿素/甲醇处理后，这些正构烷烃浓度下降了的百分比。较小的烷烃和 C9-C13，减少了10%-25%，较大的烷烃（≥C14）在很大程度上被删除，n-C16图3燃料3219的色谱对应正构烷烃图4尿素/甲醇处理后正构烷烃浓度下降了的百分比基本上100%的删除。这表明，尿素/甲醇处理是朝着喷气燃料中存在选择性更大的正构烷烃趋势。由于这些物质已经有牵连长链正构烷烃的选择性是可取的，这些燃料冷却结晶后作为第一个物质。对于这些初始结晶的物质，导 致了燃料的混浊，在较低温度和更长的时间里，致使燃料的凝胶和燃料流量的抑制。尿素的包合处理的一个主要的好处就是选择性的拆除物质，形成了固体（比较大的正构烷烃），而不太可能与其他种类的燃料的反应，如芳烃，支链烷烃，环烷烃。此外，在所有的属性中，这个过程显著降低了测量的云点、冰点和倾点，而使用的改善添加剂的冷流性并没有表现出显著变化。 附录BStudiesofUreaTreatmentontheLow-TemperaturePropertiesofJetFuel·Abstract·FullTextHTML·Hi-ResPDF[176KB]·PDFw/Links[257KB]·Figures·CitingArticlesStevenZabarnick,*NikkiWidmor,andMarlinVangsnessUniversityofDaytonResearchInstituteandDepartmentofMechanicalandAerospaceEngineering,300CollegePark,Dayton,Ohio45469-0116EnergyFuels,2002,16(6),pp1565–1570DOI:10.1021/ef020116bPublicationDate(Web):October22,2002Copyright©2002AmericanChemicalSocietySection:FossilFuels,Derivatives,andRelatedProductsAbstractStudieswereconductedtoinvestigatetheuseofureatreatmentforimprovingthelow-temperaturepropertiesofjetfuel.Inparticular,weutilizeddifferentialscanningcalorimetry(DSC),cold-stagemicroscopy,andASTMfreeze,cloud,andpour-pointtestingtocharacterizethechangesinthefuelthatoccuruponureatreatment.Wealsousedgaschromatography(GC)tostudyboththequalitativeandquantitativechangesthatoccurinthechemicalconstituentsofthefuel.Thesestudiesshowthatureatreatmentinthepresenceofanactivatorspecies,suchasmethanol,isquiteselectiveandeffectiveatremovinglongchainn-alkanes.TheresultingfuelshowsasubstantialdecreaseincrystalformationobservedviaDSCandcold-stagemicroscopy.Thefuelalsodisplaysasignificantreductioninthe measuredpourandcloudpoints.Someofthepracticalissuesinusingureatreatmentforjetfuelarealsodiscussed.·oTopofPageoIntroductionoExperimentalSectionoResultsandDiscussionoConclusionsntroductionTheoperationofaircraftathighaltitudesforlongperiodsoftimecansubjectjetfueltoextremelylowtemperatures.Suchconditionscanresultingreatlyincreasedfuelviscosityand,atthemostextremeconditions,partialsolidificationofthefuel.Fuelcrystallizationmakesaportionofthefuelunavailableforpropulsion,andinthemostextremesituationcanresultincatastrophicfuelsystemfailure.Topreventfuelsystemproblemsatlowtemperatures,theU.S.AirForceusesthespecialtyfuelJPTS(MIL-DTL-25524E)forhigh-altitudereconnaissanceaircraft.JPTSisspeciallyrefinedtoexhibitalowfreezepointandexcellenthigh-temperaturethermalstability,butunfortunatelyisrelativelyexpensive.ReplacementofJPTSwiththelessexpensiveJP-8fuelwouldbeattractiveforbotheconomicandlogisticalreasons.Asaresult,theU.S.AirForceisinvestigatingtheuseofadditivestoimproveboththecold-flowandhigh-temperaturethermalstabilitypropertiesofJP-8fuel.Reductioninhigh-temperaturethermaloxidativedepositioncanbeaffectedbyadditionoftheJP-8+100additivepackage.1Pour-point-improvingadditives,suchasethylenevinyl-acetate(EVA)copolymers,showpromiseinimprovingcoldflowpropertiesofJP-8toallowoperationatthelowtemperaturesforwhichJPTSwasdesigned.2,3Morerecently,otherproprietarycopolymerclasseshaveshowntheabilitytoreducethetemperatureoffuelcrystallizationandprovideevenlowertemperature useability.4Theresultingfuelwithimprovedlow-andhigh-temperaturepropertieswouldbecalledJP-8+100LT.Alternatively,fuel-processingtechniquescanbeemployedtoimprovethelow-temperaturepropertiesofjetfuel.Reducingtheconcentrationofhighermolecularweightspecies,whichlowersthefreezepoint,canbeaffectedbychangingthedistillationrangeforthesefuels,butthisoptioniscostlyandisusedintheproductionofJPTS.Postprocessingtechniques,inwhichthehighmolecularweightnormalalkanes(i.e.,wax)areremoved,offerthepotentialtobeeffectiveandlessexpensivefortherelativelysmallvolumeoffuelrequiredtoreplaceJPTS.Morespecifically,threetypesofprocesseshavebeendevelopedforthedewaxingofpetroleumproducts: (1)low-temperaturesolventdewaxing,5(2)catalyticdewaxingusingzeolites,6and(3)ureatreatment.7-9Solventdewaxinginvolvesdilutioninaketonesolvent,chillingofthesolution,filtrationofwaxcrystals,andproductrecovery.Catalyticdewaxingisusedcommerciallyinthedewaxingofdieselandlubricatingoilbasestocksandinvolvestheselectivecrackingofhighmeltingwaxy,n-paraffiniccomponentsintheoil.6Theureaprocessisalow-temperaturetechniqueinwhichureaselectivelyreactswithlongchainnormalalkanestoformsolid“inclusioncompounds,”whicharealsoreferredtoas“adducts.”Theseadductsaretheneasilyseparatedfromtheliquidfuel.Incommercialoperation,theureacanberegeneratedforreuseandthen-paraffinsrecovered.Bengen10isusuallycreditedwithdiscoveryoftheprocessinwhichn-alkanesformadductswithurea.Althoughlinearunbranchedalkanesreadilyformadducts,branchedhydrocarbonsmayalsoforminclusionscompounds,providedthemoleculecontainsasufficientlylonglinearchain.7Thetendencyforadductformationandthethermalstabilityoftheureaadductsincreasewiththemolecularweightofthespecies.Thus,thelongchainn-alkanesthathavebeenimplicatedinwaxformationinpetroleumproductsmaybeselectivelyremovedviaureatreatment. Hoppe7detailsthecommercialureatreatmentprocessesthathavebeenimplementedinthepastintheU.S.,theformerSovietUnion,France,andGermanyfortheproductionoflowwaxoils.Todate,nospecificworkhasfocusedonthestudyoftheureatreatmentprocessforthetreatmentofjetfuels(i.e.,kerosene-basedaviationturbinefuels).Thesefuelstypicallyhavemuchlowerwaxconcentrationsthantheoilsproducedincommercialureadewaxingprocesses,7andmustremainfluidtomuchlowertemperatures(ASTMfreezepointmaximums: JetA,−40°C;JetA-1andJP-8,−47°C;andJPTS,−53°C).Thereducedwaxconcentrationandreducedsolidformationtemperaturesmayresultingreaterchallengesinusingtheureaprocessforjetfuels.Inthiswork,weinvestigatetheuseofureatreatmentforimprovingthelow-temperaturepropertiesofjetfuel.Inparticular,weutilizedifferentialscanningcalorimetry(DSC),cold-stageopticalmicroscopy,andASTMfreeze,cloud,andpour-pointtestingtocharacterizethechangesinthefuelthatoccuruponureatreatment.Wealsousegaschromatography(GC)tostudythequalitativeandquantitativechangesthatoccurinthechemicalconstituentsofthefueluponprocessing.Aseriesoftestsareperformedtooptimizetheureatreatmentprocessandthepracticalimplicationsfortheuseofthetechniquearediscussed.·oTopofPageoIntroductionoExperimentalSectionoResultsandDiscussionoConclusionsExperimentalSectionAllurea/fueltreatmentswereconductedatroomtemperature(23±2°C).Fuel,urea,andmethanol(whenused)weremixedinglassbottlesandstirred,usingamagneticstirrerforthestatedreactiontimes.Aftertreatment,fuelsampleswereremovedfromthemixtureviaachromatographicsyringe.Thefuels(JetAsample3219andJPTSsample3657)wereacquiredfromtheFuelsBranch,PropulsionDirectorate,oftheAirForceResearchLaboratory,Wright-PattersonAFB,OH.MethanolandureawereacquiredfromAldrichandusedwithoutfurtherpurification. DSCdatawasacquiredusingaTAInstrumentsDSC2920calorimeterequippedwithaLiquidNitrogenCoolingAccessory(LNCA).TheLNCAdirectsamixtureofgaseousandliquidnitrogentothesamplechamber,whichpermitsthermalanalysisdatatobeacquiredatsubambienttemperatures.Typically,20μL(approximately16mg)ofliquidfuelissampledusingachromatographicsyringe,injectedintoapreweighedopenaluminumsamplepan,andsubsequentlyweighed.Anemptyaluminumpanisusedforthereference.Mostdatawereacquiredatacoolingrateof1°C/minoverthetemperaturerange−45to−65°C.Low-temperaturemicroscopyinformationwasacquiredwithanOlympusBX50opticalmicroscopewithphasecontrastandpolarizationoptics.Mostimageswererecordedthroughthe10×objectivewithcrossedpolarizationopticsandrecordedwithaKodakDS120megapixeldigitalcamera.Thesamplewasloadedontoamicroscopeslidewithanelevatedcoverslip.Thesamplesizewasapproximately20μL.TheslidewasplacedonthecoldplateofaLinkamheating/coolingstage,whichisolatesitfromambientconditionswithinsulationandanitrogenpurge.Usingliquidnitrogenasthecoolant,thesamplewasbroughtto−45°Catarateof30°C/minandheldfor5min.Thesamplewasthencooledataslowerrate(typically0.25°C/min)below−65°Cwhilethecrystallizationstatewasrecorded.Cloudpoint,pourpoint,andfreezepointdatawereacquiredusingaPhaseTechnologyPSA-70VPetroleumAnalyzer,viaASTMD5773-95,D5949-96,andD5972-96,respectively.Thepourpointanalyseswereconductedat1°Cintervals.·oTopofPageoIntroductionoExperimentalSectionoResultsandDiscussionoConclusionsResultsandDiscussion DSCStudies.Inpreviouswork,wehaveshownthattheDSCexothermobtaineduponthecoolingofjetfuelisanindicationoffuelsolidificationthatresultsfromthecrystallizationofthelargestnormalalkanespresent.3Arecentstudyhasshownthattheformationofaslittleas0.5−1wt%ofsolidn-alkanesisenoughtocompletelygeljetfuel.11Inthepresentwork,weuseDSCtoevaluatetheeffectofureatreatmentonthefreezingofjetfuel.InFigure1,wehaveplottedDSCcurvesfortwojetfuels: aJetAfuel(3219)andaJPTSfuel(3657).Table1showsthemeasuredfreeze,cloud,andpourpointsofthesetwofuels(note: onlyfreezepointisaspecificationrequirementforjetfuels).ThetableshowsthattheJetAfuel(3219)hasafreezepoint(−46.3°C)whichisslightlyoutsidetheJP-8freezepointspecification(−47°Cmaximum).TheJPTSfuel(3657)hasafreezepoint(−53.8°C)thatisjustwithintheJPTSspecification(−53°Cmax),althoughmostotherJPTSsamplesstudiedinourlaboratoryhavelower(by1to6°C)freezepoints.4Thus,thisJetAfuelisapotentialcandidateasa“worst-casefuel”forimprovinglow-temperatureproperties.TheJPTSfuelisconsideredafuelthathaslow-temperaturepropertiesthatareaminimumgoaloftheprogram.Thus,wewouldliketoseeatreatmentprocessoradditivetreatmentthatchangesthelow-temperaturepropertiesofthe3219fueltoatleastasgoodasthatof3657fuel.Figure1showstheexothermsobtaineduponcoolingthesefuels.TheJPTSfuelexhibitsanexothermwithapeakthatoccursatalowertemperatureby5.8°C.Also,thetableshowsthattheJPTSfuelhaslowerfreeze,cloud,andpourpointsby7.5,6.9,and8°C,respectively.Thus,asuccessfultreatmentprocessshouldimprovethesepropertiesbyatleast6to8°C.Itisimportanttonotethattheflowabilityandpumpabilityofthefuelintheaircrafttanksandfuelsystematoperationaltemperaturesdeterminestheusabilityofafuel,ratherthantheabovelistedfuelproperties.Inaseparatestudy,weexaminedtheeffectoftemperatureandcandidatecoldflowadditiveson fuelviscosity;4however,viscositymeasurementswerenotperformedinthepresentstudy.Figure1DSCcoolingexothermsoftwofuels: JPTSfuel3657andJetAfuel3219.Figure2DSCcurvesforaneatfuel(JetA3219),afterureatreatment,andafterurea/methanoltreatment.Table1. Pour,Cloud,andFreezePointsofUrea-TreatedFuelasaFunctionoftheAmountofUrea,AmountofMethanol,andTimeFigure2showstheDSCcurvesobtainedbeforeandafterureatreatmentoftheJetAfuel.Tengramsofureawasaddedto20mLoffuel,andthemixturewasstirredfor24h.Thefigureshowsthattreatmentwithureaaloneresultedinashiftofthefreezingexothermtolowertemperaturesby3°C.Thisoutcome,whileencouraging,resultsfromarelativelylongtreatment,whichwouldbeimpracticalforproductionofsignificantquantitiesoffuel.Previousworkhasshownthataddedsolventscangreatlyacceleratetheadductformationprocessinoils.7Itisbelievedthattheseso-called“ureasolvents”acceleratethe“reaction”byimprovingtheabilityofthecrystallineureatodissolveintotheliquidmixture,allowingincreasedcontactbetweenureaandtheadductablespeciespresent.Thesesolventsarealsoknownas“activators.”Commonactivatorsincludewater,lowmolecularweightalcohols,andvariousmixturesofthetwo.Methanolisoneofthelowmolecularweightalcoholsthoughttoactasanactivatorspeciesintheureaprocess.7Thepresenceofmethanolisthoughttoincreasethesolubilityofureainthefuel,whichresultsina morecompleteurea/alkanereactionandfasterreactiontimes.AlsoshowninFigure2istheDSCcurveforfueltreatedwithamixtureofureaandmethanol.Theaboveprocedurewasrepeatedwiththeadditionof1mLofmethanol.Thefigureshowsthattheurea/methanoltreatmenteliminatesthefreezingexothermoutbelow−65°C,providingashiftintheexothermpeakbymorethan10°C.Thisshowsthattheurea/methanoltreatmenthasthepotentialtoproducefuelthathasimprovedlow-temperaturepropertiesbeyondthatofin-specificationJPTS(seeFigure1forcomparison).Toconfirmthattheimprovedlow-temperaturebehaviorisduetotheremovalofnormalalkanes,asexpectedfrompreviousstudies,andtostudytheselectivityoftheprocessforvarioussizealkanes,weusedgaschromatography(GC)tomeasurethechangeinconcentrationofthenormalalkanesuponureatreatment.Figure3showsachromatogramofthe3219fuel,whichshowsthatthisfuelcontainsnormalalkanesprimarilyintherangeC9toC16,withonlyverysmallamountsofC17(<0.05mol%).Figure4showsthepercentdecreaseinconcentrationofthesenormalalkanesaftertheurea/methanoltreatmentdescribedabove.Thesmalleralkanes,C9toC13,aredecreasedby10to25%.Thelargernormalalkanes(≥C14)areremovedtothegreatestextent,withessentially100%removalofn-C16.Thisshowsthattheurea/methanoltreatmentprocessisselectivetowardthelargernormalalkanespresentinjetfuel.Thisselectivitytowardlong-chainn-alkanesisquitedesirable,asthesespecieshavebeenimplicatedasbeingthefirstspeciestocrystallizeuponthecoolingofthesefuels.12,13Theinitialcrystallizationofthesespeciescausesfuelclouding,whichatlowertemperaturesand/orlongertimes,resultsinfuelgelationandtheinhibitionoffuelflow.Aprimarybenefitoftheureaadductionprocessisinthisselectivitytowardremovalofthespeciesthatformsolids(relativelylargenormalalkanes),whilebeingmuchlesslikelytoreactwithotherfuelspecies,suchasaromatics,branchedalkanes,andcycloalkanes(naphthenes).Also,theprocesssignificantlylowersthe measuredfreeze,cloud,andpourpoints(seebelow),whiletheuseofcold-flow-improvingadditiveshasnotdemonstratedsignificantchangesinalloftheseproperties.2,4Figure3Chromatogramoffuel3219showingnormalalkanes.Figure4Plotofpercentdecreaseofvariousnormalalkanesafterurea/methanoltreatment. 附录C 附录D本设计所绘制的工艺流程图，主要设备一段吸收塔，氨冷凝器的设备图，以及平面布置图可见于光盘。