二氧化碳CO2-氨气生产尿素工艺的设计.doc
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第一章
1.1简介
用原料二氧化碳或氨气在合成压力下，将尿素熔融物气提，使其中的氨基甲酸铵分解，返回合成系统。
如用氨进行汽提，称为氨汽提法[1]。
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，然后将气体导入高压甲铵冷凝器内，化合冷凝为甲铵液，放出热量用于副产蒸汽。
动力消耗较低，经济效果明显。
1.2工艺的优缺点
⑴优点
①高氨碳化，高转化率；由于合成塔采用高氨碳比操作，使合成塔中二氧化碳转化率提高，加上采用钛材的降膜式汽提塔，使汽提操作温度可以高达200℃。
在汽提塔内由于过剩氨的自汽提作用，使甲铵分解率提高，从而减少低压部分的负荷。
②采用甲铵喷射泵，使合成高压设备水平布置。
不仅节省了高框架，同时也方便了安装检修。
③热利用效率高，能耗低。
④操作弹性大，易于操作控制。
由于合成采用高氨碳比，汽提塔采用钛管，使封塔时间可以较长，有利于装置的开停车操作，也减少了因排放所需的贮槽容积。
⑤爆炸危险小，由于使用钛材，加入的钝化空气少，避免了爆炸混合物的生成。
⑥原料器损失少。
由于加入钝化空气量少，所以惰性气放空量少，原料损失少。
⑵缺点
占地面积相对较大，流程长，设备多，相互制约性强，控制点多，技术素质要求高等。
1.3基本原理
使尿液中的甲铵按下述反应分解为和过程，反应方程如下：
（1-1）
此反应为可逆吸热，体积增大的反应。
我们只要提供热量，降低压力或者降低气相中与某一组分的分压，都可以使反应向右进行，以达到分解甲铵的目的。
汽提法是在保持压力与合成塔相同的条件下，在供给热量的同时，采用降低气相中和某一组分（或与都降低）的分压的办法来分解甲铵的过程[2]。
当温度为t℃时，纯态甲铵的离解总压力与各组分（与）的分解压的关系，按以上化学方程式可作如下表示：
设总压为，则从反应式中可以看到氨分解压力为2/3，二氧化碳分压为1/3，如反应式在温度为t℃时的平衡常数为，则：
（1-2）
假如氨和二氧化碳之比不是2：
1状态存在，在温度仍为t℃时，它的总压为P，其各组分的分压为：
：
：
，分别为气体中氨，二氧化碳的分子分数，这样反应式在温度为时的平衡常数应为：
（1-3）
温度相同，平衡常数相等，所以温度为时t℃时
（1-4）
（1-5）
纯甲铵在某一固定温度下的离解压力为不变常数C，所以
（1-6）
从此式可以看出，当趋近于1时，则必趋近于0，就趋近于0，则趋近于无穷大，即趋近于无限大，就是说甲铵液用通入，气相中几乎全为时（），P趋近于无限大，即甲铵的离解压力近于无限大。
我们知道，如果在某温度下的离解压力大于操作压力，甲铵就会分解，此即汽提法分解甲铵的理论基础。
当趋近于1时，趋近于0，同理P趋近于无限大，即当甲铵液用气体通入，气相几乎全为时（），同样甲铵离解压力近于无限大，操作压力小于离解压力，甲铵就得到分解，这就是氨汽提法分解甲铵的理论基础。
斯那姆氨汽提尿素工艺是在与合成塔相同压力条件下，采用钛材的降膜式汽提塔，利用合成反应液中过剩的自气提作用，使甲铵得到分解，将溶液中的气提出来。
第二章集团年产20万吨氨汽提尿素工艺流程介绍
2.1原料的供给
本装置的两种原料均来自合成氨装置。
液氨压力不低于2.2MPa，温度40℃，进入装置界区的液氨存贮在氨贮槽V105，打入高压系统。
第一台是氨升压泵P105，出口压力2.2MPa。
第二台是高压氨泵P101，进一步加压到高压系统所需压力。
高压液氨在氨预热器E107中预热至95℃，同时回收了低压气体的冷凝热。
预热后的高压液氨压力为21.9MPa。
作为氨基甲酸铵喷射器L101的动力，将循环的氨基甲酸铵液一并带入尿素合成塔R101底部。
从合成氨装置进入界区的二氧化碳气体，温度不高于40℃，压力为0.04MPa，经二氧化碳压缩机入口液滴分离罐V111分离清除雾滴后进入由蒸汽透平驱动的双缸四段离心式二氧化碳压缩机K101，加压至15.9MPa。
段与段之间有中间冷却器，但末级出来的二氧化碳直接送入尿素合成塔R101。
在二氧化碳压缩机入口分离器V111后的管线上，加入一定量的空气，以钝化高压系统不锈钢设备的表面，使其免受反应物和产物的腐蚀[3]。
2.2高压合成、汽提、回收系统
尿素合成条件为：
188℃，15.6MPa，进料氨与二氧化碳的物质的量比是3.6，水与二氧化碳的物质的量比为0.67。
尿素合成塔R101内发生如下的化学反应：
（2-1）
（2-2）
在此条件下反应在液相中进行，以原料二氧化碳利用率表示的转化率约65%。
为了回收未反应物，离开尿素合成塔的反应混合物流入与合成塔同压氨汽提塔E101。
混合液向下流动时应受热而有氨气逸出，利用逸出的氨气作为汽提剂，又使二氧化碳逸出。
由汽提塔E101出来的气体，与中压系统返回的碳铵液汇合，一并进入高压氨基甲酸铵冷凝器E104。
在此几乎全部冷凝下来。
其冷凝热用于副产0.35MPa的低压蒸汽。
氨基甲酸铵冷凝器E104出来的混合物进入氨基甲酸铵分离器V101进行气液分离。
液相称氨基甲酸铵液，经喷射器L101返回合成塔。
未冷凝的气体主要是惰气亦含有一定的氨气和二氧化碳。
在压力控制下送往中压分离器E101A/B的下部。
高压系统的主要设备是合成塔R101，汽提塔E101，氨基甲酸铵冷凝器E104和氨基甲铵酸分离器V101。
2.3中压分解回收系统
离开汽提塔底部的尿液，虽已经汽提出相当数量的未反应物氨气和二氧化碳，但还需进一步回收和提纯。
本流程的回收提纯系统分三级，即中压1.8MPa，真空0.035MPa，低压0.45MPa。
离开汽提塔底部的尿液减压到1.7MPa，进入降膜式中压分解器E102，同时，高压系统的少量未冷凝气体也进入的E102A/B底部。
中压分解器E102分两部分：
尿液减压首先进入它的顶部分离器V102，将闪蒸出来的气体排走，然后液体流入位于其下的管束，即分解部分。
使残留的氨基甲酸铵受热而继续分解。
所需热量来自两部分：
壳体上部（E102A）是0.47MPa，160℃的蒸气；壳体下部（E102B）来自汽提塔壳侧的2.2MPa蒸汽冷凝液，并补充有一定数量同压蒸汽，以满足热量的要求。
离开中压分解器E102的液体送入低压系统。
离开中压分解器顶部分离器V102的气体与来自低压系统的碳铵液汇合，然后送往真空预浓缩器E113的管间部分，在此进行气体的吸收，而放出的吸收热和冷凝热用来蒸发尿液。
离开真空预浓缩器E113管间部分的气液混合物，送入中压冷凝器E106进一步冷却。
此时放出的热量已无法利用，被冷却水带走。
离开中压冷凝器E106的气液混合物进入中压吸收塔C101。
塔的下部是鼓泡段，在此用碳铵液循环吸收。
未被吸收的气体继续上升到精馏段，与喷淋下来的回流液氨和氨水相遇，气体中的二氧化碳几乎全部被吸收下来。
塔顶得到纯的气氨，但包括进入系统得惰气和少量的二氧化碳。
塔底溶液经P102升压，再经高压预热器E105预热，送往高压系统。
中压吸收塔顶部出来的气氨和惰气进入氨冷凝器E109并进入液氨贮槽V105。
液氨用氨升压泵P105打回中压吸收塔C101，作为回流。
前已指出，来自合成氨装置的原料氨液是存贮在氨贮槽V105中的，但它先进入氨贮槽上方的氨回收塔C105，从塔顶喷淋下来，与氨贮槽排出的气体接触，然后进入氨贮槽。
泵P105打出来的液氨除一部分作为中压吸收塔C101回流外，还有一部分经高压泵送入高压系统。
液氨贮槽V105中的气体，除惰气外还有一部分气氨，它从C105顶部排出，送入中压降膜惰气吸收塔E111和其尚存的惰气洗涤塔C103。
蒸汽冷凝液从C103顶部喷下以吸收气氨，接着又流入E111的管束，以降膜形式吸收气氨。
E111为一换热器，用冷却水把吸收热带走。
从洗涤塔顶部排出的气体经压力控制器排放到烟囱，一般已基本不含氨。
E111底部的氨水用泵P107回到吸收塔C101。
2.4低压分解回收及真空预浓缩系统
离开中压分解器E102底部的溶液，再次减压到0.35MPa，并进入降膜式低压分解器E103。
上方是顶部分离器V103，释放出来的闪蒸气在此排出，液体流到下方分解部分的管束中，进一步受热分解，所需热量由管间0.35MPa的饱和蒸汽提供。
离开分解器V103的气体与来自解吸塔C102的气体汇合，通过冷凝和吸收的方法回收。
首先是在氨预热器E107换热，然后是在低压冷凝器E108受到冷却和冷凝。
气液混合物送到碳铵液贮槽V106，气体由此进入位于V106上方的低压惰气洗涤塔C104，用蒸汽冷凝液清洗，经压力控制器排入烟囱V113。
此惰气实际上不含氨。
清洗液流入贮槽V106。
贮槽V106中的碳铵液用中压碳铵泵P103抽出，一部分送回中压系统，另一部分送往工艺冷凝液处理系统。
第三级分解回收是在真空下进行的，低压分解器E103底部出来的溶液减压到0.35MPa，并进入降膜式真空预浓缩器E113。
释放出来的闪蒸气体先在顶部分离器V104排出，液体则进入下部分解部分的管束，进一步受热分解。
所需热量来自分解器E102的气体的冷凝和吸收供应。
由V104出来的气体送往真空系统进行冷凝回收，E113流下的溶液收集于底部液位罐L104，已是含量为85%（质量）的纯净尿液，经泵送往浓缩系统。
2.5真空浓缩（蒸发）与造粒
来自P106含量约为85%的尿素溶液送至一段真空浓缩器E114，其尿液被浓缩至94.97%（质量）。
由E114出来的气液混合物进入汽液混合物进入气液分离器V107，其中的蒸汽被一段真空系统L105抽走。
而液体则进入二段真空浓缩器E115。
尿液被浓缩至99.75%（质量）的熔融尿素。
由二段真空分离器V108分离下来的熔融尿素被熔融尿素泵P108加压送至造粒塔顶的造粒喷头L109。
由此旋转喷头将熔融尿素沿造粒塔截面喷洒成小液滴下落和上升的冷空气逆流接触，被冷却固化成颗粒尿素。
真空系统所需喷射蒸汽及一二段真空浓缩器所需热量，由副产的低压蒸汽供给。
真空预浓缩器和一二段真空浓缩器的气体经各自的分离器（V104、V107、V108）后送至一二段真空系统（L105/L106）在表面冷凝器内冷凝成工艺冷凝液,汇集在工艺冷凝液贮槽T102，以备送至解吸水解系统。
尿素造粒塔为自然通风，以节省电耗和减少尿素粉尘对厂区周围环境的污染。
落在造粒塔底部的颗粒状尿素经旋转刮料机H101，送到皮带运输机H102。
由此再送往自动称量机WT09616，然后进入仓库。
第三章尿素合成塔设计
3.1阐述所研究对象——尿素合成塔
由于考虑到反应物料具有较强的腐蚀性。
尿素合成塔的材质必须具备优良的耐腐蚀性能，选择尿素及361L不锈钢作为尿素合成塔的衬里。
并在操作中加入少量的空气，使之能在不锈钢衬里表面上形成“钝化膜”防止腐蚀，尿素合成反应是在液相中分两步进行的。
第一步氨基甲酸铵的生成反应为瞬间反应，但氨基甲酸铵脱水生成尿素的反应需要时间较短。
因此，合成塔要有足够的容积以保证一定的停留时间[4]。
合成塔的容积很大，物料从塔底部进入塔顶部溢流管流出。
即尿素的浓度自下而上增加，相应地，物料密度亦自下而上逐渐增高。
这就使合成塔上部的尿素含量较多的物料易与底部尿素含量较低，氨含量高的物料混合，这种现象就叫做“返混”。
返混的结果，不仅降低了出口尿液中的尿素含量，而且由于顶部的生成物尿素返回底部，使反应速度减慢，直接影响转化率且使合成塔的生产强度下降。
防止返混是提高转化率和生产强度的一个重要因素，大直径反应器合成塔中，通常都是采用加筛板间隔的办法来防止返混。
斯那姆尿素合成塔就是这种形式的反应器。
考虑到筛板在制造、安装及合成塔内壁检修上的方便，每一块筛板都是拼接而成用螺栓联接起来。
这种构造保证了筛板可以从人孔盖中拆卸。
筛板与筒体的联接，采用了可拆螺栓筛板固定于316L不锈钢制支架上，支架直接焊于反应器内的筒衬里上，所形成的筛板与筒壁之间的环隙，是液体物料往上流动的通路。
筛板安装时要注意沿圆周方向应均匀，以免液体偏流形成死角，导致缺氧而造成局部腐蚀。
筛板下面有个裙座，气液混合物料进入筛板下部后，气体从气液混合物中逸出，在筛板的下面形成一气相层，筛板的裙座就是要满足此气相层高度的要求，以保证气体能从筛孔中通过上升，而液体则通过筛板与筒壁的环隙上升。
正是由于筛板的开孔率很小，使能在每一块筛板下面形成一气相层。
好像把合成塔分隔成为13个串联的小室。
由于气体通过筛板小孔时的速度较大，使得每一个小室中的物料相互混合得很激烈，浓度及似于相同。
而上边每一个小室的生成物浓度总比下边的一个小室的生成物浓度高。
就保证了合成塔操作的技术经济性。
3.2塔径的工艺尺寸计算
气相平均密度
液相平均密度
物系表面张力
气相流量
液相流量
由式中的由式计算，其中的由史密斯关联图[5]查取，图的横坐标为
（3-1）
取板间距，板上液层高度则
（3-2）
查史密斯关联图，得
（3-3）
（3-4）
取安全系数为0.7，则空塔气速为
（3-5）
D=m（3-6）
按标准塔径圆整后为D=2.0m
塔截面积为
实际空塔气速为
U=（3-7）
3.3塔板数
从相关工具书[6]中查得二氧化碳相对挥发度，故
（3-8）
取10
（3-9）
（3-10）
（3-11）
查吉利兰图得
（3-12）
塔板效率取0.45，实际板数为
（3-13）
实际板数应为45
3.4塔高
（3-14）
3.5塔板主要工艺尺寸计算
3.5.1溢流装置计算
因塔径D=2.0m。
可选用单溢流弓形降液管采用凹形受液盘。
（1）堰长
取
（2）溢流堰高度
选用平直堰，堰上液层高度
=近似取E=1，则
=（3-15）
取板上清液层高度
（3-16）
（3）弓形降液管宽度和截面积
由=0.66
查弓形降液管的参数图[7]，得
=0.0722，=0.124（3-17）
故
（3-18）
由=验算液体在降液管中停留时间
即=＞
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度
（3-19）
故降液管底隙高度设计合理。
因此，选用凹形受液盘。
3.5.2塔板布置
（1）塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式查表3-1得，塔板分为5块。
表3-1塔板分块数
Table3-1Trayafewblock
塔径，mm
800～1200
1400～1600
1800～2000
2200～2400
塔板分块数
3
4
5
6
（2）边缘区宽度确定
取
（3）开孔区面积计算
开孔区面积按式=2（x）计算x=-（）=1-0.248-0.065=0.687m
r=-=1-0.035=0.965m
故=2=2.41
（4）筛孔计算及排列
所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板[8]。
取筛孔直径=5mm。
筛孔按正三角形
排列，取孔中心距为t=3=35=15mm
筛孔数目为n==12371个
开孔率为
10.1%（3-20）
气体通过阀孔的气速为
10.56m/s（3-21）
3.6筛孔的流体力学验算
3.6.1塔板压降
（1）干板阻力计算
干板阻力由式计算出
由=1.67，查干筛孔的流量系数图[9]，得=0.72
故=0.0288m液柱
（2）气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力由式计算，其中为充气系数
（3-22）
气相动能因子0.007/（s.
查充气系数关联图，得=0.99
故=0.0594m液柱
（3）液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力由式计算
==0.0025m液柱（3-23）
气体通过每层塔板的液柱高度
=0.0288+0.0594+0.0025=0.0907m液柱（3-24）
气体通过每层塔板的压降
=Pa（3-25）
3.6.2液面落差
对于筛板塔液面落差很小，此塔的塔径和液流量均不大。
故可忽略液面落差的影响。
3.6.3液沫夹带
液沫夹带量由式=计算
m（3-26）
故kg液/kg气＜0.1kg液/kg气
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
3.6.4漏液
对于筛板塔漏液点气速
=4.4
=6.460m/s
实际孔速＞
稳定系数K=＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
3.6.5液泛
为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从
（3-27）
取=0.5，则=0.5=0.2125m
而
板上不设进口堰[10]，=0.061m液柱
=0.0907+0.06+0.061=0.2117m液柱
＜
故在本设计中不会发生液泛现象。
3.7塔板负荷性能图
3.7.1漏液线
由uo,min=4.4
得
=0.8268
整理得
0.8268
在操作范围内，任取几个值[11]，依上式计算出值。
表3-2计算结果
Table3-2Results
LSm3/s
0.006
0.0015
0.0030
0.0045
VSm3/s
1.248
1.286
1.334
1.373
由上表数据，即可作出漏液线。
3.7.2液沫夹带线
以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下：
=
=0.025
故
==
整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值。
表3-3计算结果
Table3-3Results
LSm3/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
VSm3/s
6.35
6.18
5.98
5.81
由上表数据，即可作出液沫夹带线。
3.7.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。
取E=1，则
据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。
3.7.4液相负荷上限线
以作为液体在降液管中的停留时间的下限。
故
据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。
3.7.5液泛线
令=
由，，，。
联立得
忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得
式中a
b
c
d
将有关的数据代入，得
a
b
c
d
故
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值。
表3-4计算结果
Table3-4Results
LSm3/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
VSm3/s
3.605
3.441
3.205
2.975
由上表数据即可作出液泛线。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图。
可得出该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。
查得
故操作弹性为
表3-5
筛板塔设计计算结果
Table3-5Designresultsofsievetower
序号
项目
数值
1
塔径，m
2
2
板间距，m
0.4
3
溢流形式
单溢流
4
降液管形式
弓形
5
堰长，m
1.32
6
堰高，m
0.025
7
板上液层高度，m
0.06
8
堰上液层高度，m
0.035
9
降液管底隙高度，m
0.019
10
安定区宽度，m
0.065
11
边缘区宽度，m
0.035
12
开孔区面积，m
2.41
13
筛孔直径，m
0.005
14
筛孔数目，m
12371
15
孔中心距，m
0.015
16
开孔率，%
10.1
17
孔塔气速，m/s
0.818
18
筛孔气速，m/s
10.56
19
稳定系数K
1.63
20
每层塔板压降，Pa
583
2
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