水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计及优化毕业论文(45页).doc

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1、-水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计及优化毕业论文-第 45 页ANYANG INSTITUTE OF TECHNOLOGY 本 科 毕 业 论 文年产20万吨水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计与优化The process design and optimization of evaporation system in aqueous solution total recycle which yearly produces two hundred thousand ton urea年产20万吨水溶液全循环法尿素蒸发系统工艺设计及优化摘要 水溶液全循环法生产尿素工艺装置，主要包括六个方面：原料的

2、压缩和净化，尿素的合成，中低压解吸收，解吸，蒸发造粒。原料CO2由合成车间净化工段送来，液氨由氨库送来，两种反应物经加压加热送入合成塔反应生成尿素。合成塔出来的合成液中含有尿素、氨基甲酸铵、过剩的氨和水。再经过循环回收进入合成塔，整个过程靠水作为循环介质。由闪蒸槽流出的尿液进入一段蒸发器的加热段加热至130，在0.033Mpa压力下，尿素浓度达到96（W）,进入二段蒸发加热器，加热至140，继续减压至0.0033Mpa（绝），尿液浓度提高至99.7（W），尿液进入熔融泵送往造粒塔，由旋转喷头喷洒造粒。本设计主要通过参考工厂数据进行蒸发阶段的物料及热量衡算，得出蒸发阶段各部分的出入物料及热量，然

3、后进行设备选型及对整个工段进行优化。关键词：水溶液全循环法 一段蒸发器 物料衡算 热量衡算 The process design and optimization of evaporation system in aqueous solution total recycle which yearly produces two hundred thousand ton ureaAbstract Total recycle urea solution production process equipment, including sixareas: raw materials, compressi

4、on and purification, urea synthesis solution in the low absorption, desorption, evaporation and granulation. CO2 from the purification of raw materials, synthetic plant Section sent, liquid ammonia from the ammonia library brought the two reactants into the reactor by the pressure and heat the react

5、ion of urea. Reactor out of the synthesis solution containing urea, ammonium carbamate, excess ammonia and water. Then after recycling into the reactor, the whole process by the water as the circulating medium. Outflow of urine from the flash tank into a heating section of the evaporator heated to 1

6、30 , the pressure in the 0.033Mpa urea concentration 96% (W), into the secondary evaporator heater, heated to 140 , to decompression To 0.0033Mpa (absolute), urine concentrations increased to 99.7% (W), the urine into the melt pump sent to the granulation tower, from the rotating nozzle spray granul

7、ation. The reference plant design data, primarily through the evaporation stage of materials and heat balance, obtained access to all parts of evaporation stage of materials and energy, then the entire section in equipment selection and optimization.Key words Aqueous solution total recycle；Evaporato

8、r section；Material balance；Heat balance目录第一章水溶液全循环法概述引言尿素别名碳酰二胺、碳酰胺、脲，由碳、氮、氧和氢三种元素组成，是第一种以人工合成无机物质而得到的有机化合物，分子式：CO(NH2)2，分子量 60.06，外观为无色或白色针状结晶体或粉末，工业或农业品为白色略带微红色固体颗粒，无臭无味，密度1.335gcm3，熔点132.7。尿素易溶于水，在20时100毫升水中可溶解105克。溶于醇，不溶于乙醚、氯仿，呈微碱性。尿素是哺乳类动物蛋白质代谢后的产物，通常用作植物的氮肥。可与酸作用生成盐，有水解作用，在酸、碱、酶作用下（酸、碱需加热）能水解生

9、成氨和二氧化碳。对热不稳定，在高温下可进行缩合反应，加热至150160将脱氨成缩二脲、缩三脲和三聚氰酸。加热至160分解，产生氨气同时变为氰酸。由于在人尿中含有这种物质，所以取名尿素。 中国尿素工艺始于1957年，在上海化工研究院氮肥室进行尿素生产的理论研究和实验工作。1958年在南京永利宁厂筹建我国第一套半循环工艺的中试装置。第一章水溶液全循环法概述中国尿素中间试验装置（3000 t/a）于1958年在南京化肥厂建成投产，因此至今年中国尿素工业化生产整整50年了。试验是从水溶液半循环法开始的，吨尿尾气中氨量为650kg左右，后发展到高效半循环，即一段分解气中氨回收利用程度有所提高，但尾气中仍

10、有176 kg氨。) Z& 4 u! ?9 H: L; d 1960年我国引进前苏联10 Kt/a不循环法尿装置在太原化肥厂投产。1962年南京永利宁厂半循环装置通过国家技术鉴定。根据此工艺由化四院设计的2套40 Kt/a半循环法装置先后在上海吴泾化工厂和浙江衢州化工厂投产。/ j0 A% U6 E * i/ p5 $ M# r 1966年我国引进荷兰STAMICARBO公司的两套80Kt/a水溶液全循环工艺装置在泸州天然气化工厂投产，同时化四院利用上海化工研究院测试的水溶液全循环法工艺技术数据，并借鉴进口装置的设备结构，自行设计了80 Kt/a和110 Kt/a尿素装置(整个装置的设备也均由

11、国内生产)，于1966年11月在石家庄化肥厂投入生产。直至1970年1月，湖南湘江氮肥厂新建的45Kt/a合成氨配80Kt/a尿素装置投产，可以说这是国产化的第一套水溶液全循环法工艺装置，采用的是预分离工艺，衬里式合成塔（内径1.4 m）由上海锅炉厂试制，这也是国产第一台尿塔，一吸塔精洗段为浮阀塔，也是第一台。) C; D- 3 Z% c# Q 上世纪70年代开始至80年代初，我国建设80110Kt/a中型规模的尿素装置有32个厂，38套（包括两套进口），称前38套。这期间不断对中尿设计进行修改，前后共有四个版本。第四版是较为完善的一个版本，如浙江衢化、江西氨厂等都使用此版本建设。; f& R

12、) E e( s7 l3 _ 1986年我国尿素工业掀起了一个新的发展高潮，即众多的小氮肥厂进行改产尿素的技术改造，使小氮肥厂发生了质的变化，首先3套40Kt/a水溶液全循法小尿素试验装置在山东邹城、平度和河南辉县相继投产。在“七五”和“八五”期间，国家选定150家有较好条件的小氮肥厂改产尿素，共有120多个厂，其中18家厂建有两套，山东鲁西和山西临猗各建三套，投产装置中约有70%的装置改造至100t/a以上，其中还有150200t/a规模的。* |+ V, S1 ?3 p% B 小尿素装置迅速发展，是符合我国国情的，充分发挥了原小氮肥厂的优势，不少厂选用本地的煤。水力、电力资源丰富的省更占优

13、势，这样生产成本低，具有市场竞争力。9 . 6 AW; l2 Z/ c6 k 中型尿素装置经“七五”、“八五”、“九五”的发展，增加了16套，又称后16套，因此中尿装置共有54套。后16套在原小氮肥厂中建设的多，原中型厂建第二套时采用氨汽提、CO2汽提者为多。- s H6 3 E, q; x( w( u 上世纪90年代后期至今，小尿素厂加大了技改力度，使装置能力大幅度提高，汽耗大幅度下降，在中国是水溶液全循环法工艺装置高产低耗的楷模。经过简单的增产节能技术改造，汽耗可降至1100kg，众多的原小氮肥厂新建尿素装置时仍采用此工艺，其投资低于CO2汽提工艺装置的一半，如813，1220，1830规

14、模的厂相继建成。鲁西集团八厂的水溶液全循环工艺装置设计为400 Kt/a，最近实产已达到500Kt/a。这是我国目前最大生产规模的水溶液全循环工艺装置，从汽耗降低水平来看，可以与大型CO2汽提、氨汽提工艺相媲美。& o3 Z: V. Y7 v4 q 水溶液全循环工艺虽然是上世纪60年代的技术，国外早已淘汰，但由于我国对尿素工艺的研究和开发，均以此工艺为主，因此在工艺设计、设备制造、操作技术和生产管理方面积累了丰富的经验。此工艺在中国从1966年到2008年经历了42年的生产和技改，已创出汽耗为1100 kg的水平。进一步回收热能，使汽耗降到900 kg的工艺也将出现。因此中国式的改良型水溶液全

15、循环法尿素新工艺即将诞生，她大大不同于60年代传统的预分离工艺。第二章 水溶液全循环法工艺流程1.1尿素的合成原料气二氧化碳由合成车间净化工段送来，在进入CO2压缩机之前，为防止合成，循环系统的腐蚀，加入CO2总量的0.5（体积）的氧气，然后进CO2压缩机，经五段压缩机至20Mpa，温度约125进入尿素合成塔由氨库送来的液氨进入液氨缓冲槽，与中压循环系统回收的液氨汇合后，其中一部分作为吸收塔回流，其余液氨进入高压氨泵加压到20Mpa，经氨预热器预热至5055进入合成塔。从一段吸收塔来的温度8892的氨基甲酸铵溶液，经一段甲铵泵加压到20Mpa进入合成塔，合成塔操作压力位19.50.5Mpa,温

16、度为1882，在合成塔内有6263的CO2转化为尿素。1.2循环回收 合成塔反应的溶液中有尿素，氨基甲酸铵，过剩的氨和水，通过P4调节阀减压节流到1.7Mpa，进入分离器分离过剩的氨，并分解部分氨基甲酸铵，放出的气态CO2和水由顶部出来与精馏气汇合进入一段吸收塔底部。 预分液U行管进入精馏塔上部，通过和向下而上的一部分气逆流接触，进行质热交换，精馏气自塔顶出来与二甲液进入一段蒸发器底部进行反应，反应热能回收利用后经中压外冷凝器与预分气汇合进入一段吸收塔，精馏液则进入一段分解塔加热到156160，过剩的氨基甲酸铵进一步分解，为防止设备腐蚀，在精馏液进入一分塔前的管线上加入防腐空气，从一分塔分离出

17、来的液体进一步减压后，送往二段分离塔。 精馏气和二甲液混合经回收热量后进入中压外冷器，进一步吸收其中的CO2，反应生成的热量经温水冷却器后由循环水移走。反应液从外冷器出来进入一段吸收塔底部，大部分氨和二氧化碳经底部鼓泡段吸收下来，少量的氨和二氧化碳在上升过程中被吸收塔顶喷淋的回流氨吸收下来，同时控制了吸收塔顶温度，吸收塔底部温度也被回流的氨来控制鼓泡段的温度。从吸收塔底部出来的一甲液温度8892，NH3/CO2为3:1左右，经一段甲胺泵加压到20Mpa送入合成塔。 一段吸收塔出来的气体进入串联的三台氨冷器，冷凝下来的液氨流入液氨缓冲槽，没被冷凝下来的惰性气体及部分的氨气进入惰洗器，由二循二冷来

18、的稀氨水吸收其中大部分的氨，洗涤下来的氨水送入一段吸收塔作为吸收剂，没被吸收的气体送往尾气吸收塔最后吸收。 自一段分解他出来的溶液经减压后，送入二段分解塔顶喷淋，塔内上升的气体被溶液冷却而减少了气体中水蒸汽含量，而溶液被加热到130左右，此溶液经二段分解加热器加热到150左右，使氨基甲酸铵进一步分解，分离出来的溶液进入闪蒸槽。 二分塔气相和解吸塔气相汇合后进入两个串联的二段循环冷凝器冷凝，并以二段蒸发冷凝液为吸收剂进行吸收，二循一冷出口溶液经一冷外冷器再次冷却后进入一冷上部分离器，从分离器出来的一冷液经二段甲铵泵送入一蒸加热器换热段（一蒸下部）与精馏气混合换热后进入一段吸收塔，二循二冷出口尾气

19、汇合送往尾气吸收塔最后吸收。1.3蒸发造粒 从二分塔出来的尿液进入闪蒸槽，在真空条件下气化分离，溶液温度降至97105，含尿素约74（重量）。 从闪蒸槽出来的尿液送到一段蒸发加热器，加热后气液混合物在一段蒸发分离器分离，气体与闪蒸槽的气相混合后到一段蒸发气相洗涤器被二段蒸发冷凝液进行洗涤，洗涤下来的气体进入一段蒸发表面冷凝器冷凝，冷凝液送往尾气泵作尾气吸收液，没被冷凝的气体经一段水力双系泵抽射放空。 一段蒸发操作压力压力为3540Kpa，温度约为130左右，蒸发后浓度96.6的尿液进入二段蒸发加热器，在58Kpa下蒸浓到99.7，蒸汽混合物在二段蒸发分离器分离，气体经升压器升压，进入二段蒸发表

20、面冷凝器冷凝，没被冷凝的气体经二段蒸发喷射泵A带入中间冷凝器进一步冷凝，中间冷凝器中没冷凝的气体经二段水力双吸泵抽射放空。二表冷和中间冷凝器的冷凝液均流入二段蒸发冷凝液槽（叫二蒸液），作为水力双吸泵抽射的动力循环液，同时经二蒸泵一部分送往二段循环冷凝器作吸收剂用，一部分送往一段蒸发气相洗涤器作洗涤剂。 蒸浓后分离出来的熔融尿素经尿素熔融泵达到造粒塔喷淋造粒，颗粒尿素由造粒塔经皮带运输送往成品库进行包装。1.4尾气吸收与解吸惰洗器和二循二冷出来的气体进入尾气吸收塔，回收其中的氨和CO2。尾气吸收循环泵将一段蒸发冷凝液及系统排放的液体经尾气吸收塔冷却后送往尾吸收塔顶部做吸收剂用，洗涤下来的液体流入

21、碳铵液槽，没被吸收下来的惰性气体则从塔顶放空。 碳铵液用解吸塔给料泵送往解吸塔，其中一部分经解吸塔换热器换热后进入解吸塔中部，另一部分作为冷流送往解吸塔上部控制塔顶温度，解吸所需热量由塔底加入蒸汽直接供给，解吸出来的气体去二循一冷回收，解吸后的废液送往供水处理后作为造气的废热锅炉给水。尿素合成过程中，由于受化学平衡的限制，进入合成塔的NH3和CO2不可能全部转变为尿素，其中未转化的氨和CO2以氨基甲酸铵和游离氨的形式存在于尿素熔融液中。如何将这部分未反应物循环利用，构成全循环工艺尿素生产中的一个主要问题。采用方法不同，生产尿素工艺流程不，均可以分为以下四个步骤：（1） 原料的净化和压缩；（2）

22、 尿素的合成；（3） 未反应物中甲胺的分解，过量氨的吸收及氨和二氧化碳的回收循环；（4） 尿素溶液的加工。各工艺不同点在第三个部分，传统的水溶液全循环工艺使用蒸汽加热分解甲胺和解吸氨，并采用循环水冷却，是氨冷凝回收。这样大量的甲胺生成反应热未充分利用，反而需要大量蒸汽和冷却水。70年代开始，各种移走甲胺反应热，以及提高尿素合成塔转化率以减少循环回收部分的热能消耗，降低尿素生产能耗的工艺应运而生，其中以气提技术为代表。水溶液全循环工艺，是将尿素合成反应后的物料分两段减压加热，使其中未反应的甲胺分解和游离氨解吸出来，并逐段将NH3和CO2冷凝成液氨和解吸成甲胺水溶液，用泵将上述物料全部返回合成塔中

23、，循环利用。其生产工艺流程方框示意图如下：尿素合成由液氨和二氧化碳气提直接合成尿素的总反应式为2NH3（液）+CO2（气）=（NH2）CO（液）+H2O（液）+Q这是一个可逆的放热反应。实际上，该反应分两步进行。第一步由氨于二氧化碳生成中间产物氨基甲酸铵NH4COONH2，简称甲胺。反应式为：2NH3（液）+CO2（气）=NH4CONH2（液）+ Q1这是一个可逆的强放热反应。生成甲胺的反应速度比较快，容易达到动态的化学平衡，达到平衡时，甲胺可达90%以上。第二部由甲胺脱水生成尿素反应式为：NH4CONH2（液）=CO(NH2)2（液）+H2O（液）-Q2这是一个可逆的微吸热反应。反应速度较慢

24、，达到动态平衡时间较长，一般约需1h才能达到平衡，但即使达到化学平衡，也不能使全部甲胺都脱水转化为尿素，转化率一般在55%70%，因此这个反应是合成尿素的控制反应。蒸发阶段工艺流程图：第三章物料衡算和热量衡算3.1 小时生产能力按年生产时间8000h计，尿素的小时产量为 =25t/h主反应：2NH3+CO2CO(NH2)2+H2O2NH3+CO2NH4COONH2NH4COONH2CO(NH2)2+H2O副反应:CO(NH2)+HNO3CO(NH2)HNO3 NH4COONH1+H2O(NH4)CO3(NH4)2CO32NH3+CO2+H2O2CO(NH2)2C2H5N3O2+NH3该反应在合

25、成塔中有6263的CO2转化为尿素反应前 反应后 NH3 a a-2(1-c)CO2 1 CH2O b b+xCO(NH2)2 0 xNH4COONH2 1+a+b a+b+x+2c-1KC=KC=1979年上海化工研究院发表了一个计算转化率的半经验公式：x=14.87a-1.322a2+20.70ab-1.830a2b+167.6b-1.217bt+5.908t-0.01375t2-591.1x：CO2的转化率a：进料氨碳比，分子比b：进料水碳比，分子比t：反应温度，p：操作压力，Mpa公式适用范围：NH3/CO2=2.54.5,H2O/CO2=0.21.0,t=175195氨碳比是指原始反

26、应物料中NH3/CO2的摩尔比，常用符号a表示。以二氧化碳为基准，超过化学计量比的氨称为过量氨。氨碳比或氨过量率的增加会增加平衡转化率。根据平衡移动原理可知，增加反应物NH3的浓度，使反应有利于向生成物方向进行，必然能够提高二氧化碳的转化率。采用过量氨还可以与应生成的水作用，降低水的活度，使平衡向生成尿素和方向进行。过量氨可以控制合成塔自然和维持最合适的反应温度。系统内过量氨还可抑制副反应，并能降低腐蚀作用。但根据上海化工研究院的实验，并不是无限制地增加氨碳比均能提高平衡转化率，数据表明，当NH3/CO25.63时，随着氨碳比的增加平衡转化率有增值，但是NH3/CO25.63时，随着氨碳比的增

27、中平衡转化率降低。考虑原料的供给难度及转化率，可设氨碳比为4。 根据半经验公式可算出水碳比为0.7。3.2物料衡算蒸发阶段主要是对尿液进行蒸发提纯，然后造粒，其中有少量的氨基甲酸铵分解生成尿素。尿素产量为25t/h，其中包括Ur=24675Kg/h，Bi=250Kg/h，H2O=75Kg/h又所设计题目的生产条件与实际生产条件相近，可以使用生产现场得到的收率做物料衡算。可通过由产量反推出闪蒸槽物料组成喷头尿素在生成成品尿素中损失尿素为0.26固入喷头熔融尿素为： =24739.32造粒塔粉尘损失为0.076则造粒塔粉尘损失量：24739.320.076=18.80kg/h则尿素损失为24739

28、.32-24675-18.80=45.523.3计算条件的确定3.3.1计算基准以一吨成品尿素为计算基准3.3.2成品规格粒状尿素规格为：含氮量46.06（折合尿素98.7）重量，（其中未含缩二脲含氮量）缩二脲1水0.33.3.3原料消耗定额年产20104t尿素装置通用设计采用的吨尿素原料消耗定额为：NH3 600Kg CO2 785Kg3.3.4每吨成品尿素氨的损耗及其分配:总损失量：600=36.88Kg式中 60尿素的摩尔质量17氨的摩尔质量103缩二脲的摩尔质量3每摩尔缩二脲中所消耗氨的摩尔数2每摩尔尿素中所消耗氨的摩尔数其中；解吸废液以尿素形式排出 2.04Kg 造粒粉尘以尿素形式排

29、出 0.17Kg 熔融尿素生成缩二脲排出氨 0.17Kg 成品包装储运以尿素形式排出 0.57Kg 一段甲铵泵泄露损失 1.0Kg 一段蒸发冷凝器尾气损失 0.91Kg 中间冷凝器尾气损失 0.11Kg 尾吸塔尾气损失 1.67Kg 解吸塔废液损失 0.27Kg 液氨泵漏损 29.97Kg 计 36.88Kg3.3.5每吨成品尿素CO2的损失及其分配总损失量：785=54.12Kg式中 44CO2的摩尔质量 2每摩尔缩二脲中所消耗CO2的摩尔数其中：解吸废液以尿素形式排出 2.64Kg 造粒粉尘以尿素形式排出 1.1Kg 成品包装储运以尿素形式排出 0.73Kg 一段甲铵泵泄露损失 0.83K

30、g 一段蒸发冷凝器尾气损失 0.07Kg 尾吸塔尾气损失 0.33Kg 解吸废液损失 0.35Kg CO2压缩机损失（包括系统泄露） 48.40Kg 计 54.12Kg3.3.6每吨成品尿素的损失及其分配以造粒粉尘形式损失0.76Kg 成品包装储运损失1.77Kg 解吸废液损失2.35Kg 计4.88Kg3.3.7水解消耗的尿素量及其分配一段蒸发系统5.66Kg 二段蒸发系统3.83Kg 计9.49Kg3.3.8循环尿素量一段蒸发气体夹带尿素6.48Kg 二段蒸发气体夹带尿素2.50Kg循环尿素量6.48+2.50-2.35=6.63Kg3.3.9缩二脲生成量及其分配二段分解系统生成6.0Kg

31、 熔融尿素输送生成1.0Kg一段蒸发系统生成1.0Kg 二段蒸发系统生成2.0Kg 计10.0Kg3.4CO2输送系统3.4.1条件（1）CO2气体组成加防腐空气后，干基，体积，惰气除氧气外全部按氮计。CO2 95.7 N2 3.8O2 0.5 （2）进入CO2压缩系统的干CO2气体量CO2：785KgO2：32=2.98KgN2: 28=19.84Kg干CO2气体量：785+2.98+19.84=807.82Kg（3）CO2气体带入水量H2O：18=18.85Kg（4）CO2气体在压缩系统的损失量（干基）CO2：48.00KgO2：32=0.18N2：28=1.21Kg（5）压缩后的CO2气

32、体量(干基)CO2：785-48.00=737KgO2：2.98-0.18=2.80KgN2：19.84-1.21=18.63Kg计 758.43Kg(6)压缩后的CO2气体含水量CO2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气体的饱和水蒸汽含量。四段水分离器后泄露的水蒸汽忽略不计。40时，水蒸汽压力0.0074Mpa故气相含水量:180=0.29Kg(7)CO2压缩机各段排出水量H2O 18.85-0.29=18.56Kg3.5尿素合成塔3.5.1条件（1）尿素合成塔原始物料组成NH3CO2=4:1(摩尔比) H2O=0.7（摩尔比）（2）操作条件压力P=1950.

33、5Mpa 温度=1882(3)CO2转化率根据以上条件可查表得CO2转化率63（4）原料液氨带入系统的水量忽略不计。（5）由一段吸收系统返回尿素合成塔的氨基甲酸铵溶液中的NH3/CO2=3.12（摩尔比）,含循环尿素6.63Kg3.5.2计算（1）生成尿素的计算每吨成品尿素含尿素987Kg损失尿素4.88Kg水解尿素9.49Kg 生成缩二脲消耗尿素10=11.65Kg式中2生成1摩尔缩二脲消耗尿素的摩尔数。尿素合成塔应生成尿素量：尿素985+4.88+9.49+11.65=1011.02Kg 消耗氨217=572.91Kg 消耗二氧化碳44=741.41Kg 生成水18=303.31（2）入塔

34、原料CO2气体由CO2压缩系统物料平衡可知：CO2 737KgO2 2.8N2 18.63H2O 0.29Kg（3）入塔一段甲铵溶液CO2: -737=439.85KgNH3: =830.22KgH2O: =481.44Kg尿素：6.63Kg（4）入塔液氨NH3: -830.22=988.55Kg原料氨消耗定额 600Kg液氨泵泄露氨30Kg故入塔原料液氨 600-30=570Kg循环液氨 988.55-570=418.55Kg（5）出塔气液混合物尿素 1011.02+6.63=1017.65KgCO2 737+439.85-741.41=435.44KgNH3 988.55+830.22-5

35、72.91=1245.83KgH2O 303.31+0.29+481.44=785.04KgO2 2.8KgN2 18.63Kg3.6一段分解系统3.6.1条件（1）一段分解操作条件压力 P=1.765Mpa 温度 t=155160（2）一段分解效率甲铵分解率 87.66 总氨蒸出率 88.67（3）一段分解气含水量 6.26（4）加入防腐空气2.0m3（标）。3.6.2计算（1）加入防腐空气空气的摩尔标准体积按22.4L计算，含氧量取20.81，其余按氮计，空气含水量忽略不计。 O2: =0.60Kg N2：=1.98Kg（2）一段分解气CO2 435.440.8766=381.71KgNH

36、3 1245.830.8867=1104.68KgO2 2.8Kg+0.60=3.40KgN2 18.63+1.98=20.61H2O(381.7+1104.68+3.40+20.61) =100.86Kg（3）一段分解系统出口尿液尿素 1017.65Kg CO2 435.44-381.71=53.73Kg NH3 1245.83-1104.68=141.15Kg H2O 785.04-100.86=684.18Kg3.7二段分解系统3.7.1条件（1）二段分解操作条件压力 P=0.30Mpa 温度 t=125150（2）二段分解排出物料组成查表得溶液含氨 0.7（重量） 气相含水 26溶液含CO2 0.46(重量)（3）二段分解系统生成缩二脲6Kg3.7.2计算（1）生成缩二脲计算消耗尿素 6=6.99Kg放出氨 6=0.99Kg生成缩二脲 6Kg（2）二段分解排出气体设气相中含CO2XKg,NH3