年产52万吨尿素合成工段设计毕业论文(30页).doc

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1、-年产52万吨尿素合成工段设计毕业论文-第 30 页诚信声明本人声明：我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下进行的研究工作及取得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果。与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢意。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承担。 申请学位论文与资料若有不实之处，本人承担一切相关责任。本人签名： 王耀翔 日期： 2012年 4月4日毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 年产52万吨尿素合成工段设计 学院： 专业： 化学工程与工艺 班级： 蒙化升101

2、学生： 王耀翔 指导教师： 庞利纹 1设计（论文）的主要任务及目标（1）、学生根据选毕业论文的题目，到各有关单位进行现场实习和调研，搜集并整理有关资料、文献。（2）、学生根据实习和调研所掌握的资料，对论文题目中所涉及的问题进行分析论证，提出见解，最终完成论文。（3）、学生要运用所学的专业知识，了解化工方法和所用原理，提高学生分析问题和解决问题的能力，培养良好的职业道德和专业素质以及实事求是的科学态度。2设计（论文）的基本要求和内容（1）.提高学生综合运用知识的能力。（2）.培养学生应用文献资料的能力。（3）.要求学生能够运用科学的研究方法和工程技术解决实际问题。3主要参考文献1 ？ 2 ？ 3

3、 ？4进度安排设计（论文）各阶段名称起 止 日 期1毕业设计定题2012.1.32012.1.62查阅、收集、整理相关资料2012.1.72012.2.13撰写毕业设计说明书2012.2.22012.3.14画图2012.3.22012.3.205整理、修改毕业设计说明书及图纸2012.3.212012.4.66中期检查2012.4.77修改毕业设计说明书及图纸2012.4.82012.5.4目录第一章工艺技术规程51.1装置简介51.2 原料及产品51.3工艺原理61.3.1工艺原理61.3.1.1尿素合成原理61.3.1.2汽提原理61.3.1.3分解原理61.3.1.4吸收原理71.3.

4、1.5解吸原理71.3.1.6水解原理71.4主要生产工序81.4.1二氧化碳压缩工序81.4.2. 尿素合成和高压回收工序81.4.3 中低压甲铵分解和回收工序81.4.3.1在1.7Mpa(G)压力下的中压分解及回收工序:81.4.4 尿素浓缩及造粒工序91.4.5工艺冷凝液处理工序91.5工艺流程说明101.5.1尿素合成和高压回收101.5.2 中压、低压尿素的提纯和回收101.5.4尿素造粒111.5.5工艺冷凝液处理121.5.6蒸汽系统121.5.7冲洗管网121.5.8 二氧化碳压缩流程131.5.8 1二氧化碳气体流程131.5.8.3透平冷凝液流程131.5.8.4 润滑油

5、系统流程141.5.8.5控制油流程14第二章 CO2汽提法尿素装置余热利用的分析162.1气提法的热量162.2余热损失分析162.2.1 0.07MPa蒸汽、冷凝液系统热量损失较大162.2.2高压调温水热量回收利用率低172.3余热回收利用探讨182.3.1 工艺条件估计182.3.2 尿液预浓缩器的应用182.4 节能估算及热量平衡202.5经济效益浅析21第三章 工艺计算223.1基础数据223.1.1.分子式：CO2223.1.2.分子式:NH4223.2热量衡算233.3转化器工艺计算243.4 氨碳比的公式及应用263.5 水碳比的公式及应用273.6转换器物料横算27第一章工

6、艺技术规程1.1装置简介尿素装置是1988年经国家计委批准立项，与合成氨装置一同建成。设计生产能力年产 52万吨尿素, 30万吨合成氨。于1994年开工建设，1996年建成投产。该项装置采用意大利斯纳姆公司氨汽提工艺技术，主要工序有二氧化碳压缩工序、尿素合成和高压回收工序、中低压甲铵分解和回收工序、尿素浓缩及造粒工序、工艺冷凝液处理工序。整个装置工艺特点：配有与合成塔等压的氨汽提塔，氨汽提分离出的NH3和CO2，在合成压力下冷凝返回合成塔，其冷凝热可以产生低压蒸汽，节约能源。尿素合成采用较高NH3/CO2，高NH3/CO2减轻了设备腐蚀，钝化空气量得以减少，从而减少了放空气中的氨损失和爆炸危险

7、。在合成回路中采用液氨为动力的喷射器来循环甲铵，节省投资，运行稳定。汽提塔使用钛材，允许在200条件下操作，提高了高压回路分解效率。设计中低压两段未反应物回收系统，操作弹性大。1.2 原料及产品原料为来自合成装置的液氨和气体二氧化碳，生产的尿素颗粒产品送往成品。液NH3： 状态：液态 压力：2.26Mpa(A) 温度：35组分：NH3： 99.9% （wt） min水份：0.06% （wt） max油： 8ppm (wt) max溶解气：0.02% （wt） maxCO2： 状态：气态 压力：0.14Mpa(A) 温度：35组分：CO2： 98.5% 体积含量H2S：6mg/Nm3 (以S计)

8、惰性气体： 1.5% （体积）（H21.3%）H2O：饱和甲 醇：150ppm （体积）max1.3工艺原理1.3.1工艺原理1.3.1.1尿素合成原理由液氨和二氧化碳气体在高温和高压下合成尿素,这是一个可逆的放热反应,实际上合成尿素的过程分为二步进行。第一步是由氨和二氧化碳生成中间产物氨基甲酸铵,反应式如下:2NH3(L)+CO2(G) NH2COONH4(L)+Q这是一个强放热的可逆反应.第二步是由甲铵脱水生成尿素,反应式如下:NH2COONH4 CO(NH2)2+H2O-Q这是一个可逆微吸热反应，这个反应是尿素合成塔过程中的控制反应，其反应是在液相中进行。1.3.1.2汽提原理合成塔出来

9、的尿液混合物中,过剩的氨在汽提塔受热释放出来,使气相中的氨分压增加,气相中的二氧化碳分压降低,原来的气液平衡被打破,使液相中的二氧化碳不断析出到气相,从而使甲铵分解,如此连续进行一个过程,达到了氨自身汽提的目的。1.3.1.3分解原理对于汽提后的溶液中仍有少量未转化生成尿素的甲铵和过剩氨，由于甲铵的生成反应是放热和体积缩小的过程，所以甲铵分解是体积增大，吸热的反应，因此，减压加热有利于甲铵分解，同时升高温度使氨和二氧化碳在溶液中的溶解度大大降低，使氨和二氧化碳从尿素溶液中分离出来。1.3.1.4吸收原理氨和二氧化碳吸收过程是一个气体溶解在液体中的物理过程，同时又是伴有化学反应的化学吸收过程，其

10、反应式为：2NH3+CO2 NH2COONH4+Q氨与二氧化碳不但有化学反应产生，而且吸收过程是体积减小的过程，所以增加压力有利于氨与二氧化碳生成甲铵，同时能加快吸收速率。由于NH3和CO2在吸收过程中溶解和生成甲铵是一个放热的过程，所以降低温度有利于吸收的进行。1.3.1.5解吸原理解吸是吸收的逆过程。氨和二氧化碳在水中的溶解度随温度升高而降低，随压力降低而降低，利用蒸汽直接加热使得氨和二氧化碳从水中析出，所以解吸采用提高温度，降低压力的方法进行。1.3.1.6水解原理尿素的水解就是氨和二氧化碳生成尿素的逆反应，其反应式为：CO(NH2)2+H2O 2NH3+CO2-Q这是一个吸热的反应，升

11、高温度有利于水解反应的进行；减少生成物氨的浓度有利于水解反应的进行；停留时间长，水解反应进行的更完全，所以装置采用3.8MPa(A)的过热蒸汽做为水解器的热源，同时采用先将工艺冷凝液中的氨解析出来再进行水解的方式和设计较长的停留时间来实现工艺冷凝液中的尿素彻底水解。液体被加热到沸腾而气化的过程叫蒸发。尿素溶液蒸发是将尿液加热到沸腾，使其中的水汽化而与尿素分离的过程。由于尿素在高温下缩合的特性及浓缩过程中工艺条件限制，采用较高的温度将使尿素中的缩二脲含量增加，所以采用真空，以降低水的沸点，这样可使能量的利用率提高，又减少发生不良的副反应。缩二脲生成反应：2CO(NH2)2NH2CONHCONH2

12、+NH31.4主要生产工序1.4.1二氧化碳压缩工序将界区外来的压力为0.14Mpa(A)，温度为35的二氧化碳气体经压缩机K101四段压缩后,压力为15.7Mpa(G),温度为113送入尿素合成塔。在K101一段出口加入钝化空气，使混合气体中的氧含量为0.250.35%(V),用以在钝化反应器内不锈钢衬里表面,防止腐蚀。在二氧化碳压缩机二段出口设有甲醇洗涤塔,用水洗去二氧化碳气体所夹带的甲醇,使二氧化碳气中的甲醇含量小于150ppm。从二氧化碳压缩机透平中抽出2.35Mpa(g),323的蒸汽,供汽提塔使用。透平蒸汽冷凝液送到界区外。1.4.2. 尿素合成和高压回收工序液氨、二氧化碳和返回的

13、氨基甲酸铵在压力为15.3Mpa(G),温度为188,NH3/CO2=3.23.8；H2O/CO2=0.50.7的条件下,合成反应生成尿素.反应方程式如下:2NH3+CO2NH4COONH2+Q1NH4COONH2CO(NH2)2+H2O-Q2总的反应是放热反应,二氧化碳转化率大于62%。未生成尿素的氨和二氧化碳，一部分以氨基甲酸铵的形态存在，一部分以游离氨的形态存在。在合成等压的条件下，在气提塔内被2.17MPa 的饱和蒸汽加热分解和析出。分解和析出的氨和二氧化碳和从中压返回的甲铵在甲铵冷凝器内冷凝，经甲铵喷射器抽送返回合成塔。甲铵冷凝器壳侧副产0.34Mpa(G)的低压蒸汽供尿素装置使用。

14、1.4.3 中低压甲铵分解和回收工序1.4.3.1在1.7Mpa(G)压力下的中压分解及回收工序:在中压分解器内,用0.49Mpa(G)增压蒸汽和2.17Mpa(G)的蒸汽冷凝液加热到158,使溶液中的氨和二氧化碳析出,尿素溶液浓度从45.23%(W)增浓到62.64%(W)。析出的氨和二氧化碳混合气经真空预浓缩器热利用，在中压吸收塔内被吸收后，以甲铵形式返回高压合成工序。未被吸收的氨在氨冷凝器内冷凝后，再返回系统使用。1.4.3.2在0.34Mpa(G)压力下的低压分解及回收工序:在低压分解器内,用0.34Mpa(G)的低压蒸汽加热到138,使残余的氨和二氧化碳析出。尿素溶液增浓到69.93

15、%(W)。析出的氨和二氧化碳与工艺冷凝液处理工序出来的氨和二氧化碳冷凝成碳铵液，由P-103泵，一部分送往中压回收工序，另一部分送往低压回收工序和解析工序。1.4.4 尿素浓缩及造粒工序分为真空预浓器、一二段浓缩及造粒。在0.034Mpa(A)的压力下,在真空预浓缩器闪蒸后残余的氨和二氧化碳析出。闪蒸汽进入真空冷凝系统。所需热量由一段分解气和碳铵液供给。经0.034Mpa(A),128下的一段浓缩和0.003Mpa(A)138二段浓缩,尿液浓度增浓到99.75%(W)以上。用熔融尿液泵将99.75%(W)以上的尿液送上造粒塔,经喷头喷洒在造粒塔内制成粒状尿素。真空冷凝系统的工艺冷凝液送往工艺冷

16、凝液处理工序。1.4.5工艺冷凝液处理工序在蒸馏塔的上部，将冷凝液中的氨和二氧化碳解析出来。在水解器中，在压力为3.7Mpa(G)236的条件下,尿素水解。反应方程式如下：CO(NH2)2+H2ONH3+C02在蒸馏塔的下部，用增压蒸汽将水解器出液中的氨和二氧化碳析出，使处理后的工艺冷凝液中的NH3含量为13ppm,送往界区外。析出的氨和二氧化碳进入蒸馏塔上部，一起返回低压精制及回收工序。1.5工艺流程说明1.5.1尿素合成和高压回收由合成氨装置来的压力2.0MPa，温度28的液氨经S-103过滤后通过氨回收塔C-105进入到氨接收槽V-105中，再经P-105增压后送往P-l01升压至22.

17、4MPa(G)。液氨在进入R-101之前，先在E-107预热至94，热量来自V-103的气相和C-102的解吸气，然后在PIC-1022的控制下用作L-101的驱动液体，在此，将来自V-101的甲铵加压到大于合成压力，从R-101底部进入，在R-101里和CO2反应。来自K-101的15.7MPa、12O的CO2,经HV-1005控制进入R-101,在K-101一段出口加入少量(02:0.25-0.35%)空气，使设备及管道的不锈钢表面钝化，从而保护其不被反应物和产物腐蚀。尿液经R-101顶部溢流管出来，进入中压蒸汽(2.17MPa)加热的降膜式汽提塔E-101，混和物呈降膜流下而被加热，溶液

18、中的CO2量由于从溶液中沸腾逸出的氨汽提作用而减少，尿液送往中压系统。E-101出气和P-102来的高压甲铵一同进入E-105，并在此冷凝，冷凝热在E-105壳侧产生0.34MPa蒸汽，E-105出口气液混和物进入V-101分离，分离的液相经L-101循环回R-101，分离的气相(不凝性气体，少量的NH3、CO2)在压力调节阀PIC-1021A/B控制下送往L-102进一步回收或放空。1.5.2 中压、低压尿素的提纯和回收离开E-101底部的尿液，通过LV-1011减压至1.7MPa(G)进入V-102，此设备分三层，上层是分离器，中部为分解器，下部为储槽。进入V-102减压闪蒸后的气相去中压

19、吸收塔C101。离开V-102的气体(富含NH3，CO2)被P-103来的碳铵液吸收后进入E-113壳侧，加热其管侧尿液，冷凝后的气液混和物进入E-106，进行再次冷凝，其出口温度被调节阀TIC-1026控制在80。来自E-106的混和物进入C-101进行吸收、精馏。C-101是泡罩型塔盘，塔上部有来自P-107的氨水，用来吸收CO2。同时，来自P-105的纯液氨，以消除被氨饱和的残余在惰气中的CO2和H2O，其流量由FIC-1010控制，C-101的底部溶液用P-102送往E-104，被C-102来的工艺冷凝液预热后，返回到合成回收系统。从C-101顶部出来的氨气，连同惰气经E-109被循环

20、水部分冷凝后，液相和气相均送往V-105，被氨饱和的情气离开V-105进入C-105，含有残余氨的惰气，送入E-111冷凝，并与来自E-110的水逆流接触，吸收气氨，吸收热由E-111的冷却水带走，E-111底的氨水由P-107送C-101作吸收顶部CO2用，出C-103的惰气在PIC-1026控制下，送排气系统进行排放。L-102的尿液经液位阀LV-l014减压至0.34MPa送低压系统V-103,此设备分为三部分，上部为分离器V-103，中部为换热器E-103，下部为储槽。溶液进V-103后闪蒸，闪蒸汽与C-102出来的工艺汽混合，首先进入E-107被部分吸收和冷凝后，再送E-108进行冷

21、凝，冷凝热被E-108的冷却水带走。含有残余惰气的液体送V-106并经P-103送出回收，一部分与V-l02气相汇合去E-113，另一部分作C-l02顶部回流。含有NH3、CO2的惰气进入E-l12与来自C-104的蒸汽冷凝液接触，吸收残余的NH3和CO2，液相返回V-106，气相经PIC-1033控制放空。1.5.3尿素浓缩为了得到颗粒尿素，必须将尿液浓缩至99.75%，因此设有一段，二段真空浓缩系统。L-103的尿液经液位阀LV-1022减压后，在0.034MPa(A)压力下膨胀进入真空预浓缩系统V-104，闪蒸后气相送往真空冷凝液系统，液相经E-113加热分解甲铵后，收集在下部L-104

22、内，经P-106送蒸发系统。来自P-106的尿液经LIC-1023控制送往E-114，由E-114出来的气液混和物再进入V-107气液分离后，气体被L-105真空系统抽走。一同抽走的还有V-104气相。分离后的液相进入二段真空蒸发系统的E-115，操作压力为0.003MPa(A)，气液混和物进入V-108分离，分离后的气体被L-106真空系统抽走，液相收集在L-107，经P-108送造粒系统，一、二段蒸发所需热量由0.34MPa(G)蒸汽提供。1.5.4尿素造粒来自P-108的熔融尿素经LV-1025控制送往造粒喷头L-109，L-109的转速控制在180-290rpm，离开L-109的颗粒尿

23、素与冷空气逆向接触，使之固化，落在造粒塔底部的尿素经刮料机送往皮带系统最后去成品车间。1.5.5工艺冷凝液处理来自蒸发真空系统的含有NH3、CO2、H2O、ur的工艺冷凝液收集在T-102，以及来自整个工艺系统的密闭排放收集在T-104中后经P-116泵送往 T-102，T-102中的工艺冷凝液经P-114送往C-102，在送入C-102之前经C102下塔出来的152的解吸水在E-116、E-117进行了预热，由于工艺冷凝液中含有尿素，因此经C-102塔初步将工艺冷凝液中的氨解吸后，由P-115送往R-102进行水解，R-102、C-102出来气体与V-103的气体混和在一起，经E-107、E

24、-108冷凝后回收进入V-106，由R-102出来的水解液经E-118冷却后，在液位调节阀的控制下进入C-102下塔进一步气提脱除残余NH3、CO2。C-102的气提蒸汽为0.49MPa(G)的增压蒸汽，其流量由FV-1015控制，在R-102中尿素的水解，所需的热量由3.7MPa(G)的蒸汽提供，其流量由FV-1016控制。已净化的工艺冷凝液从C-102底出来作为E-116、E-117的热源，再经P-117送往界区外供水车间。1.5.6蒸汽系统从界区来的蒸汽一路作为DSTK-101的驱动蒸汽，一路作为R-102中尿素水解用蒸汽，此蒸汽等级为3.7MPa(G)，370来自DSTK-101的抽汽

25、压力为2.35MPa(G)温度为323的过热蒸汽，去V-109饱和，产生2.17MPa(G)的饱和蒸汽，此蒸汽用作E-101加热和产生0.49MPa(G),158增压蒸汽。在E-105产汽不够用时，可通过PV-1047补汽，等级为0.34MPa(G),147，此蒸汽广泛用于加热，抽一、二段真空，伴热，保温，吹扫，以及蒸汽富余时，给透平注汽作功等。1.5.7冲洗管网来自界区的脱盐水进入V-110，液位由LV-1035A/B控制，从V-110来的脱盐水经P-110升压后，分别由PV-1042，PV-1045控制，产生0.9MPa(G)，2.25MPa(G)的低压及中压冲洗水，另外从P-110出口再

26、经P-111升压，由PV-1044控制产生17.5MPa(G)的高压冲洗水。1.5.8 二氧化碳压缩流程1.5.8 1二氧化碳气体流程从界区送来的压力大于0.14MPa(A)温度为35的CO2气体经切断阀进入一段入口分离器V111，分离掉气体中的水份后，进入压缩机一段压缩至0.59MPa、180，然后进入一段冷却器E119，在进冷却器之前，向气体中加入一部分钝化空气，使含氧量为CO2总量的.250.35%（V），在E119中，气体被冷却到42后，经一段分离器V124分离水份后进入压缩机二段进行压缩到2.425MPa、194后，进入二段冷却器E120，气体冷却到42，进入到二段分离器V125，分

27、离出气体中水份后，进入高压缸三段继续压缩。在三段入口之前，压缩机设计有二段放空阀HV1002和二回一阀HV1003，在开停车过程中使用。三段出口气体温度为187、压力为8.685MPa,在三段冷却器E121中,气体被冷却.此时气体压力接近临界压力,为避免出现干冰,在E121冷却水回路中设计有温度控制阀TV1007来控制CO2气体温度不使其降到50以下。CO2气体在三段分离器中分离水份后进入四段，气体被压缩到15.7MPa、113左右，送往尿素合成塔。在四段出口设有防喘振控制阀FV1002和PV1006，除在开停车过程中使用外，防喘振阀还在机组运行过程中可以有效地调节和控制压缩机的工作状态，防止

28、压缩机因CO2气体压力、温度、流量、组份等波动而喘振。1.5.8.2 蒸汽系统流程蒸汽管网中3.8MPa370的主蒸汽进入界区,经过切断阀并通过汽轮机高压事故快关阀和主蒸汽调节阀后.由喷嘴高速喷向汽轮机转子上的叶片,经能量转换并使转子转动.蒸汽通过高压缸做功后一部分抽出,去尿素装置,其压力为2.35MPa,温度为323.另一部分进入低压缸和少量压力为0.34MPa、温度为147的低压蒸汽混合做功,最后,降温降压成乏汽,在冷凝器E122中冷凝.不凝气体通过喷射器L127A/B和L128A/B及喷射冷凝器E127抽吸和冷凝,使DSTK101产生必要的真空,可有效的提高透平的效率.1.5.8.3透平

29、冷凝液流程做功后的乏汽在表面冷却器E122中大部分被冷凝.不凝气体及未被冷凝的一部分蒸汽被抽汽器抽走,经两级抽汽冷凝器E127抽吸和冷凝,冷凝液回到表冷器.从表冷器E122出来的冷凝液送至透平冷凝液泵P118A/B,并由该泵送出界区.P118A/B泵出口设有低流量保护阀FV1026和液位控制阀LV1038,以保证P118A/B的稳定运行和E122液位的稳定.1.5.8.4 润滑油系统流程润滑油从油箱T121底部进入油泵P121A/B,加压至1.05MPa左右,分成两路:一路经油冷器E126A/B后,油温降至45左右,再经润滑油过滤器S121A/B,由PCV1069压力自调阀减压至0.25MPa

30、,做为机组的润滑油.润滑油通过各自的限流孔板送往压缩机和汽轮机的轴承、联轴节等润滑点，最后汇集到回油总管返回油箱。同时，一股润滑油经切断阀或限流孔板进入高位油槽T122，当润滑油泵在事故状态下，做为汽轮机DSTK101、压缩机K101的润滑油，T122油槽满后自溢流管回到油箱T121；另一路控制油经过过滤器S122A/B送往汽轮机控制系统做控制油,控制油经控制模块及控制回路系统之后从回油总管回到油箱T121,润滑油和控制油各设有蓄压器V127和V128,用于缓冲油的压力,保持油压稳定. 同时备有事故油泵126，在121A/B同时停运时，126自启动，向透平供油。1.5.8.5控制油流程控制油是

31、从油泵P121A/B加压到1.05Mpa,经过过滤器S122A/B后进入启动器1800, 启动器上装有电机ML125和手动装置1810,控制开车油和跳车油的切换,用升程按钮启动电机ML125或手动摇起启动器,启动器将控制油接通至开车油油路,开车油建立.开车油接到SSB-N块的F油口后分两路:一路去高压事故快关阀XV1001A/B压缩弹簧;另一路经阀2050去危急保安器2200压缩弹簧,将打闸手柄抬起,便于跳车油的建立.待开车油稳定后,用降程按钮启动电机ML125或手动关闭启动器,启动器将接通跳车油路而切断开车油路.跳车油经启动器接通SSB-N块的P油口.跳车油在SSB-N块内流经筒式阀2023

32、从G1口出来,经过危急保安器又经G2口进入速关模块,又经筒式阀2011,分别接通E1和E2,同时去高低压调节阀的转换器后成为二次油.跳车油经电磁UY1015B去E11口,接通去抽汽止逆阀XV1002做速关油.跳车油经电磁阀UY1015A去E21口,接通注汽块关阀XV1003做速关油.压力油经1845阀将跳车油从H1和H2口接通去高压事故快关阀做试验油,作为XV1001A/B行程动作试验用.压力油经2070、2080、2050去危机保安器2200做试验油。跳车油建立后，通过启动器将开车油卸掉，此时汽轮机打闸手柄由跳车油抬起自锁，事故快关阀XV1001A/B由跳车油打开另外，从润滑油上油总管引出一

33、条油路通往汽轮机此路油进汽轮机前分为两路；一路做为盘车器的压力油；另一路经盘车油泵129，电磁阀UY1014去盘车器另一端作为工作油电磁阀 UY1014在泵运行时，进行带电或失电动作，从而改变油的流向，使盘车器能连续运行第二章 CO2汽提法尿素装置余热利用的分析2.1气提法的热量大庆石化分公司化肥厂尿素装置是上个世纪七十年代从荷兰斯塔米卡邦公司引进，它具有工艺流程短，设备故障少，操作简便，运转周期长等优点，在当今尿素生产工艺中仍具有相当强的竞争力。但是，在该装置生产实践中，本人认为在某些余热利用上存在不足之处，下面就其存在的问题作一分析探讨，并提出改进措施，以回收损失热量，从而降低系统的能耗（

34、测量和计算均以系统满负荷为基础）2.2余热损失分析2.2.1 0.07MPa蒸汽、冷凝液系统热量损失较大0.07MPa蒸汽、冷凝液系统高低热流程。如图1在实际生产中，为了保证各蒸汽加热器壳侧冷凝液不积存，排水阻气阀及其副线阀开度不可避免的有一定的富裕量，这样就使部分蒸汽未冷凝而直接窜入904-F，造成904-F工艺条件与设计值出现较大偏差，其实际工艺条件与设计值如表1表1 904-F实际工艺条件与设计值之比较介质温度 C压力 MPa流量Kg/h位号焓值 KJ/Kg设计值闪蒸所得饱和蒸汽闪蒸所得冷凝液114.60.072433040971HV-103PV-919/1LV-906/12692.34

35、79.7实测值闪蒸所得饱和蒸汽闪蒸所得冷凝液116.30.082433140740816HV-103PV-919/1LV-906/12694.8487.7由表1中测得数据通过横算可知，因排水阀开度富裕量而窜入的蒸汽量相当于0.3MPa蒸汽约1500KG/H，在生产中这部分蒸汽未被利用，而是由904-F压力调节阀PV-919/1直接排放入905-F；同时，由于实际生产中合成氨车间所送液氨温度极少低于20C，氨预热器101C长期处于闲置状态，这就使40816KJ/H，116.3C的闪蒸冷凝液也直接排入905-F，而被利用热量仅为102-C加热液氨回收热量，由此可见，904-F低，热能损失严重。2.

36、2.2高压调温水热量回收利用率低 高压调温水高低热流程如图2从图2中可以看出，高压调温水在高压洗涤器203-C中获得热量，通过循环加热器301-C/A回收利用，多于热量由冷却水带走以控制高压调温水温度。表2是一组现场实测综合平均数据及介质物化数据。 表2 高压调温水有关参数介质流量m3/h入口温度C出口温度C平均密度Kg/m3平均比热KJ/Kg.c203-C高压调温水415128139930.54.276902-冷却水28026.535995.74.174由表2数据可计算高压调温水热量回收利用率：=高压调温水在203-C获得热量902-C冷却水带的热量）/高压调温水在203-C获得热量100%

37、=45.54%从高压调温水示意流程及实测数据计算值可知，由于精馏塔循环加热器301-C/A回收热量能力差，大量热量被冷却水带走，造成尿液供热不足，使实际生产中循环系统出液温度TR003/1（约128C）长期以来总是低于设计值(135C)的主要原因之一。同时，由于尿液浓度变低，游离氨含量升高，又增加了蒸发系统负荷，也使尿液泵（303J/JS）的打量不稳定，造成蒸发系统工况波动较大。若提高高压调温水温度TIC-207，以增加循环加热器E-411的传热温度，虽可以提高高压调温水热量回收利用率，但是，受制于301-C/A传热系数的影响，即时TIC-207提高10C，高压调温水热量回收利用率仍只能达到6

38、5%左右；另一方面，受合成压力限制，TIC-207不宜提高太多，在本装置中，因高压甲氨冷凝器202-C堵管已达258根，占总管数的10.2%，其传热面积大大减少，从实测203-C热负荷比设计值高约11.6%，以及合成塔气液相温度均比设计值偏高可以看出，202-C热负荷已明显后移，在现有实际生产中，为维持合成压力0.3MPa，蒸汽压力PIC-206已处于低限操作，若再过多的提高TIC-207，势必造成合成塔压力高，PIC-206进一步降低，不利于后序系统稳定运行。2.3余热回收利用探讨 为了回收利用上述损失热量，提出如下改进措施：102-C液氨改为由904-F闪蒸所得冷凝液加热，以回收冷凝液显热

39、损失；循环系统闪蒸槽更换为尿尿液浓缩器，以904-F闪蒸所得0.08MPa饱和蒸汽和出精馏塔循环加热器301-C/A的高压调温水作热源。这样既回收了低位热能，也提高了进入蒸发系统的尿液浓度，改善了蒸发系统的工作状况。 2.3.1 工艺条件估计 尿液预浓缩回收利用高压调温水损失热量和904-F闪蒸蒸汽冷凝潜热后，使尿液浓度得以有效提高，一段蒸发将减少0.3MPa蒸汽用量，相应的904-F回收0.3MPa冷凝液也将减少，这样就使904-F工艺条件发生改变。 设904-F闪蒸蒸汽量为G，则尿液预浓缩可回收热量为：Q=4.174280995.7（35-26.5）+（2694.8-487.1）G=989

40、1403.3+2707.7G。查饱和蒸汽数据表可知，P=0.32MPa（表）时，饱和蒸汽冷凝潜热为H=2125.5KJ/Kg,水的焓值为600.2KJ/Kg。此回收热量可使一段蒸发减少0.32MPa蒸汽勇量为：（9891403.3+220707G）/2125.5（Kg/h），那么904-F少回收0.3MPa冷凝液也为此量，由904-F实测工艺参数及热量平衡关系有：40816487.1+（2433+1407）2694.8-（9891403.3+2207.7G）/2125.5600.2=2694.8G+（40816+2433+1407-（98914033.3+2207.7G）/2125.5-G48

41、7.7G=3420Kg/h闪蒸所得冷凝液量为：40816+2433+1407-（98914033.3+2207.7G）/2125.5-34201=33030Kg/h2.3.2 尿液预浓缩器的应用尿液预浓缩器取代原流程中的闪蒸槽302F，其蒸发器分为两段，上段热源为0.08MPa饱和蒸汽，下段热源为高压调温水，如图3所示。预浓缩器加热器采用降膜式，其传热系数较高，可获得良好的传热效果，从而减小设备尺寸，以降低投资费用；因为出精馏塔的尿液仍为原浓度，故进二段蒸发之前需蒸发的总水量不变，只是由尿液预浓缩器分担了一段蒸发加热器的负荷，所以预浓缩器的真空仍可由一段蒸发喷射泵控制在0.045MPa（绝压）

42、；尿液预浓缩器弥补了一段蒸发加热器的不足，有效提高了蒸发系统得传热面积，即使循环压力控制在高限也不会影响蒸发系统工况，确保了尿素成品质量。由此可见，尿液预浓缩器的应用，不仅回收了系统的低位热能，同时也提高了系统的操作弹性。尿液预浓缩器出液浓度及传热面积估算如下：a. 上段出液浓度估算上段加热器热负荷为0.08MPa饱和蒸汽冷凝潜热，查饱和蒸汽焓值表可知：P=0.08MPa（表）时，H冷凝热=2207.7KJ/Kg查尿液焓浓图可知：P=0.045MPa（绝压）时，尿液中水的潜热为：HH2O=2415KJ/Kg，故上段加热器可蒸发出水量为：（34202207.7）/2415=3126Kg/h预浓缩

43、器上部闪蒸分离器相当于原流程中闪蒸槽的作用，生产中闪蒸槽出液浓度为72%，温度为95，而满负荷下尿素产量为67.5t/h，由此可估算上段出液浓度为：67.5/（67.5/0.72）-3.126100%=74.5%b.商段加热器传热面积估算 查CO（NH2）2H2O体系平衡图可知，在P=0.045MPa（绝压）下，当尿液浓度为74.5%时，其沸点温度为96.9；入上段加热器尿液温度为95；壳侧位0.08MPa饱和蒸汽冷凝传热，其温度为116.3，则传热平均温差为： T上=（116.3-96）+（116.3-96.9）/2=20.35 参考浆膜传热系数取值范围，可假设上段加热器传热系数K上=418

44、0KJ/m2.h 上段加热器热负荷为：Q上=34202207.7=7550334KJ/h由传热方程式可计算上段热交换器所需传热面积：A上=Q上/（K上T上） =7550334/（418020.35）=88.8m2 C.下段出液浓度估算 下段热交换器可利用热量即为高压调温水在902-C中被冷却水热量，故下段可蒸发出水量为： 4.175280（35-26.5）995.7/2415=4096Kg/h 下段出液浓度为： 67.5/（67.5/0.745）-4.096100%=78%d.下段加热器传热面积估算查CO（NH2）2H2O体系平衡图可知，在P=0.045MPa（绝压）下，当尿液浓度为78%时，

45、其沸点温度为99.2；入下段加热器尿液温度为96.9；下段加热器壳侧高压调温水入口温度即为原高压调温水入902-C温度，可由下式计算：T=128+4.174280995.7（35-26.5）/4.269415930.5=134 壳侧高压调温水出口温度即为高压调温水控制温度128；故其逆流传热平均温差为：T下=（134-99.2）-（128-96.9）/Ln（134-99.2）/（128-96.9）=32.9 参考降膜传热系数取值范围，可假设下段换热器传热系数K下=3553KJ/下段换热器热负荷为：Q下=4.269930.5（134-128）415=9891403.3KJ/h。由传热方程式可计算下段热交换器所需传热面积：A下=Q下/（K下T下） =9891403.3/（355332.9）=84.6 尿液预浓缩器的换热器所需总传热面积为：A总=A上+A下=88.8+84.6=173.4。2.4 节能估算及热量平衡 尿液预浓缩器有效地回收了0.07MPa蒸汽、冷凝液系统和高压调温水损失的低位热能，提高了进入蒸发系统的尿液浓度，一段蒸发将减少 0.3MPa蒸汽用量，其值为：（7550334+9891