年产400万吨尿素初步设计说明书(终版).docx

4000kt/a尿素项目—初步设计说明书

400万吨/年尿素项目初步设计说明书
目录
第一章 总论 4
1.1项目概况 4
1.2设计依据 4
1.3设计原则 4
1.4尿素的物理化学性质及用途 5
1.4.1尿素的物理性质 5
1.4.2尿素的化学性质 5
1.4.3尿素的用途 5
第二章 产品方案及产品规模 6
2.1 产品方案 6
2.2 产品规模 7
2.3 主要原料规格及消耗 7
第三章 工艺方案选择 7
3.1 概述 7
3.2 工艺原料资源可行性 8
3.3 尿素生产方法简介 8
3.3.1 传统水溶液全循环法工艺 8
3.3.2 二氧化碳汽提工艺 9
3.3.3 氨汽提工艺 9
3.4 工艺方法比较和确定 10
第四章 工艺概述及工艺计算 12
4.1 工艺阐述 12
4.1.1原料液氨和气体二氧化碳的压缩 12
4.1.2合成和汽提 13
4.1.3循环 14
4.1.4尿液蒸发与造粒 14
4.1.5解吸 15
4.2 物料衡算 15
4.2.1合成塔（R101） 15
4.2.2汽提塔（T201） 17
4.2.3高压甲铵冷凝器（E101） 18
4.2.4高压洗涤塔（T101） 19
4.2.5精馏塔（T202） 20
4.2.6两级闪蒸罐 21
4.2.7两级真空蒸发器 21
4.2.8低压甲铵冷凝器（E302） 22
4.2.9解吸塔（T401） 23
4.3能量衡算 24
4.3.1合成塔（R101） 24
4.3.2汽提塔（T201） 24
4.3.3高压甲铵冷凝器（E101） 24
4.3.4高压洗涤塔（T101） 25
4.3.5精馏塔（T202） 25
4.3.6闪蒸罐 25
4.2.7一段蒸发器 26
4.2.8二段蒸发器 26
4.3.9低压甲铵冷凝器 26
4.3.10解吸系统 27
4.4原料用量一览表 27
4.5节能降耗措施 28
第五章 设备选型方案 28
5.1 塔设备设计（以T202为例） 28
5.1.2 塔盘的类型与选择 30
5.1.3 塔设备的初步设计 30
第六章 控制系统设计 45
6.1 化工自动化内容 45
6.1.1 自动检测系统 45
6.1.2 自动信号和联锁保护系统 45
6.1.3 自动操纵及自动开停车系统 46
6.1.4 自动控制系统 46
6.2控制系统选择 46
6.2.1简单控制系统 47
6.2.2复杂控制系统 47
6.2.3程序控制系统 47
6.2.4集散控制系统 DCS 47
6.3设备控制方案 47
6.3.1泵和压缩机的控制方案 47
6.3.2换热器的控制方案 49
6.3.3反应器的控制方案 50
6.3.4精馏塔的控制方案 51
6.3.6储罐控制 52
6.3.6其他控制方案 52
6.4紧急停车系统（ESD） 53
6.6危险性分析与可操作性研究（HAZOP） 54
第七章 参考文献 55

第一章 总论
1.1项目概况
本项目年产400万吨尿素以液氨和二氧化碳为原料，采用斯塔米卡邦（Stamicarbon）合成工艺路线，生产纯度为98.5%（质量分数）的尿素。
1.2设计依据
（1）《化工工艺设计手册（第四版）》
（2）化工设计相关国家标准；
（3）国家经济、建筑、环保等相关政策；
（4）本项目可行性报告。
1.3设计原则
（1）设计要做到切合实际，技术先进，经济合理，安全适用；
（2）所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能国产化，并注意解决好超限设备的制造和运输问题；
（3）充分依托现有社会公共设施，以降低投资，加快项目建设进度，采取切实可行的措施节约用水；
（4）贯彻主体工程与环境保护、劳动安全和工业卫生、消防同时设计、同时建设、同时投产；
（5）消防、卫生及安全设施的设置必须贯彻国家关于环境保护、劳动安全的法规和要求，符合石油化工行业的相关标准；
（6）所选择的产品方案和技术方案应是优化的方案，以最大程度减少投资，提高项目经济效益和抗风险能力。科学论证项目的技术可靠性、项目的经济性，实事求是地做出研究结论。
1.4尿素的物理化学性质及用途
1.4.1尿素的物理性质
尿素的化学名称为碳酰二胺，分子式为CO(NH2)2，分子量为60.06，含氮量为46.65%。纯尿素为无色、无味、无臭的针状或棱柱状结晶体。工业尿素因含有杂质而呈白色或浅黄色，工业或农业品为白色略带微红色固体颗粒。密度1.335g/cm3。熔点132.7℃。超过熔点则分解。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。
1.4.2尿素的化学性质
尿素呈微碱性，可与酸作用生成盐。但尿素不能使一般指示剂变色。在酸性或中性溶液中尿素有水解作用，但在60℃以下，尿素不发生水解作用。随着温度的升高，水解速度加快，水解程度也增大。尿素在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与甲醛反应，缩聚成脲醛树脂[1]。
1.4.3尿素的用途
尿素的主要用途：作化肥用、作饲料用、其它工业用。
1.4.3.1作化肥用
尿素是一种高浓度氮肥，属中性速效肥料，也可用来生产多种复合肥料。在土壤中不残留任何有害物质，长期施用没有不良影响，但在造粒中温度过高会产生少量缩二脲，又称双缩脲，对作物有抑制作用。我国规定肥料用尿素缩二脲含量应小于0.5%。缩二脲含量超过1%时，不能做种肥，苗肥和叶面肥，其他施用期的尿素含量也不宜过多或过于集中。尿素是有机态氮肥，经过土壤中的脲酶作用，水解成碳酸铵或碳酸氢铵后，才能被作物吸收利用。因此，尿素要在作物的需肥期前4~8天施用。尿素是目前使用的含氮量最高的化肥。尿素属中性速效肥料，长期施用不会使土壤发生板结。其分解释放出的CO2也可被作物吸收，促进植物的光合作用。在土壤中，尿素能增进磷、钾、镁和钙的有效性，且施入土壤后无残存废物。
1.4.3.2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胃液长时间作用，可以造成蛋白质形态氮，故可以作为反雏动物的饲料。
1.4.3.3其它工业用
目前，据不完全统计，全世界尿素作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，尿素的缩合物三聚氰胺是一种较好的涂料。尿素还可以用作巴比妥、洁齿剂和利尿剂等药物的原料。此外，尿素可以用作石油精制剂、纤维软化剂、炸药稳定剂等。
第二章 产品方案及产品规模
2.1 产品方案
本项目的产品方案以国家的行业政策和行业的发展规划为依据进行确定，并充分考虑国内国际的市场前景和市场容量。
产品的数量、规格和国家标准如下：
（1） 尿素的数量、规格和国家标准
本项目的产品为尿素，年产量400万吨，含量98.5%，属于优等品。质量标准：尿素执行中华人民共和国国家标准《尿素》（GB 2440——2001）如表1.1所示。
表2.1中华人民共和国国家标准《尿素》（GB 2440——2001）
指标名称
农业用
优等品
一等品
合格品
总氮（N）含量（以干基计）% ≤
46.4
46.2
46.0
缩二脲含量% ≤
0.9
1.0
1.5
水（H2O）分 ≤
0.4
0.5
1.0
2.2 产品规模

表2.2产品规模
产品名称
数量
纯度
尿素
400万吨/年
≥98.5%
2.3 主要原料规格及消耗
本项目主要原料为四川泸天化公司的液氨和二氧化碳气体，其年消耗量如下表所示：
表2.3主要物料消耗量
名称
数量
纯度
液氨
226.4万吨/年
≥99.5%
CO2
306.0万吨/年
≥98.5%
第三章 工艺方案选择
3.1 概述
本项目为年产400万吨尿素生产项目，建厂地址在四川泸天化股份有限公司。本项目选择CO2汽提工艺装置，采用荷兰Stamicarbon公司发明的Stamicarbon二氧化碳汽提技术。此法现已成为世界上建厂最多、生产能力最大的生产方法。常见的尿素生产工艺有传统水溶液全循环法、荷兰斯塔米卡邦 CO2汽提法、意大利斯纳姆普罗盖蒂氨汽提法、日本改良C法和ACES法等。随着工农业的高度发展，世界各国对尿素的需求量会逐步增大，由此带来的能源利用与环境保护问题也相应增加。目前，我国能源工业面临着经济增长、环境保护和社会发展的巨大压力，因此，尿素合成工艺节能新技术的开发及利用也越发引起人们的关注。
3.2 工艺原料资源可行性
该项目采用的主要原料是氨和二氧化碳。解放前中国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。近几年来，中国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。中国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。
我国合成氨生产主要集中在山东、山西、河南、湖北、四川、江苏等地，其中以山东省产量最大，2010 年产量为 663 万吨，占全国总产量的 13.4%左右。四川省2014年合成氨产量为550万吨，泸天化有限股份公司年产合成氨130万吨，二氧化碳来源于合成氨工艺装置，原料供应充足，工艺路线可行。
3.3 尿素生产方法简介
工业上尿素的生产方法主要有三个：水溶液全循环法、二氧化碳汽提法和氨汽提法。当今尿素生产工艺技术已趋于成熟，无论采用何种生产工艺，生产过程中主要原料消耗大体上是一致的，其先进与否主要体现在公用工程即水、电、汽的消耗，NH3和C02的回收利用、环保排放以及设备结构、设备布置等方面。
3.3.1 传统水溶液全循环法工艺
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。
水溶液全循环法是将未反应的氨和CO2加热减压蒸出后用于吸收生成甲铵或碳酸铵水溶液循环返回合成系统的生成尿素方法，该法主要用于中小型尿素装置。此流程的未转化物需两段分解，三段吸收，流程较长且分解压力不高，分解气的冷凝热除小部分被利用外，需用冷却水移走，能耗较高。此外，循环甲铵液量大时可能结晶堵塞管道，操作维修麻烦。此流程已逐渐失去优势。
3.3.2 二氧化碳汽提工艺
在合成压力下，用CO2气对甲铵液进行汽提,分解的氨和C02在合成压力下冷凝，其冷凝热用来副产蒸汽供二段分解和一段蒸发作加热蒸汽用，并作为蒸汽喷射器的动力蒸汽以及提供系统保温用。由于采用CO2汽提，该工艺与氨汽提尿素工艺相比，汽提压力较低，汽提效率较高，因而无需中压分解也能满足尿素装置生产的要求。
CO2汽提尿素工艺高压圈包括尿素合成塔、汽提塔、甲铵冷凝器、高压洗涤器和高压喷射器；高压液氨作为甲铵喷射器的驱动流体，将甲铵液增压返回合成塔。CO2气经CO2压缩机增压进入汽提塔。汽提塔出口液相送入低压分解系统，汽提塔出口的汽提气和甲铵喷射器来的甲铵液一起进入甲铵冷凝器,甲铵冷凝器 由气、液2根管道分别将气体、液体送入尿素合成塔,合成 塔中的尿液自流到汽提塔。合成塔气相出口送入高压洗涤器，高压洗涤器出口的气体含少量的氨和 CO2送入低压吸收塔，用工艺冷凝液及蒸汽冷凝液吸收，吸收后的尾气排入大气中。后工序仪设置了低压分解吸收系统；真空蒸发系统包括了2段真空蒸发和冷凝系统，并设置了工艺冷凝液处理工序，真空蒸发后的尿液送入最终造粒工序。
改进型CO2汽提法工艺流程由以下工序组成：高压圈主要包括尿素合成塔、高压洗涤器、高压喷射器、汽提塔和甲铵冷凝器，后工序仅设置了低压分解吸收系统。并且设置了处理工艺冷凝液的工序，尿液经过真空蒸发后送入造粒工序。其特点是在最佳氨碳比的条件下，使合成压力降到最低。与此同时，在合成压力下，采用CO2进行汽提和冷凝，产生的冷凝液用来副产蒸汽为低压分解和一段蒸发做加热用，并作为蒸汽喷射器的动力蒸汽以及为系统保温。
3.3.3 氨汽提工艺
氨气提尿素工艺，是一种以氨为气提剂的全循环气提法。利用出合成塔溶液 中所含过量氨，在操作压力与合成塔相同的，并用蒸汽加热的降膜换热器(气提塔)中，把二氧化碳气提出来。气提出来的二氧化碳和氨，在操作压力与合成塔相同的甲铵冷凝器中重新合成为氨基甲酸铵，而后再送回合成塔转化成尿素。
在氨气提法工艺中，二氧化碳进料量的85％左右在高压合成回路中循环。只有余下大约15％的二氧化碳以甲铵液的形式用泵加压返回合成塔。由于甲铵冷凝器的操作温度很高，足以利用气相冷凝放出的热量来发生蒸汽，以供流程中的许多部位使用，节省外来蒸汽耗量。此外，返回尿素合成塔的甲铵液温度，比传统流程中从低压系统来的物料温度高得多，减少了为把低温物流加热到合成塔操作温度所需要的供热量。
气提塔和整个尿素高压系统，存在有大量过量氨，使腐蚀问题减到最轻程度，钝化用氧气量可减到最小，使惰性气体浓度降低，从而提高了转化率。还避免了因存在过量氧而会形成爆炸件混合气的问题。
高压回路过量氨高，气提塔又采用钛材，气提塔的操作温度可以超过200℃，从而使高压回路中的分解率高。同时高压回路可以连续几天封塔保压。加上分解工段广泛采用降膜换热器，因而尿素溶液在装置内的存量减到最小，且不必排放。减少了排放液所带来的氨损失和对环境的污染。
3.4 工艺方法比较和确定
水溶液全循环法是我国目前大多数中小型尿素装置生产采用的方法。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。优点：合成塔内转化率高，尾气压力、温度比较低，爆炸危险性小，工艺比较成熟，操作简单方便，机泵和非标设备均为国产化。缺点：未反应物采用三段减压分解，动力消耗比较大，设备腐蚀严重，原料和能源浪费严重，对环境污染较大。
　　二氧化碳气提法是国内新建大中型装置多采用的工艺流程。特点：气体效率高，使未反应物大部分直接返回，少量残余物只需一次加热分解、二次吸收即可实现回收再利用，能源得到合理利用。流程短，设备少，易操作，操作压力、温度较低，降低合成塔要求，降低了爆炸的危险性，节省压缩机和泵的动力，蒸汽和冷却水用量少。缺点：对设备的腐蚀性较大，操作上要求比较高，一次性投入较大。
氨气提法设备没有实现国产化，装置均为国外进口。特点：氨的自揭作用，甲铵分解率增高，因此减小了中低压分解回收的负荷，动力消耗随之减少，总能耗降低，运转效率高，操作弹性大，它检修方便，爆炸危险性小。缺点：设备为平面分布，占地面积大，空间没有得到合理利用，进口装置价格昂贵，不经济实惠。
经过综合分析，结合我国当代国情，本项目选择二氧化碳气提法生产尿素，采用荷兰Stamicarbon公司发明的Stamicarbon二氧化碳汽提技术。CO2汽提法工艺与氨汽提工艺相比，汽提压力较低，汽提效率高，因此该工艺流程只需低压分解而不需中压分解也能满足尿素装置生产的要求。CO2汽提法工艺技术改进后，采用高压下原料CO2气体的脱氢技术。杜绝了工艺过程的燃爆危险性，在高压洗涤器后设4×105 Pa吸收塔吸收高压工序未凝气，减少了尿素装置的消耗。采用该工艺技术的尿素装置，工艺流程短，设备少，生产稳定，消耗低。近年来，在我国新建的尿素装置和大型尿素装置的改造中，大都采用了新型的CO2汽提法新工艺。

图3-1 工艺物料集成图
第四章 工艺概述及工艺计算
4.1 工艺阐述
二氧化碳气体工艺为荷兰斯塔米卡邦（Stamicarbon）公司专利技术，二氧化碳气体工艺的特点是合成压力低，氨碳比低，反应率高而不设中压回收系统，流程短。缺点是由于氨碳比低，反应物料为酸性介质腐蚀性较强，为防腐蚀在二氧化碳气体中添加氧含量为0.5%左右的空气。其工艺流程具体如下所述：
4.1.1原料液氨和气体二氧化碳的压缩
有外界供给的液氨，用高压氨泵P101将压力提高到16.0Mpa，经氨加热器进一步加热到70℃，送入高压喷射泵P102，将高压洗涤塔T101出来的甲铵液增压，一并送入高压冷凝器E101。有外界送来的CO2气体，经压缩机C101压缩至13.8Mpa进入汽提塔T201底部。在压缩机C101一段入口，由工艺空气鼓风机送入一定量的空气，使氧气含量在0.55%—1%。
4.1.2合成和汽提
在高压甲铵冷凝器E101上部送入新鲜的液氨，含有氨和二氧化碳的汽提气以及循环返回系统的甲铵液也在14Mpa下送入，出口温度为168—170℃，氨/二氧化碳为2.9—3.1，水/碳为0.4—0.6。换热器用压力为0.4Mpa温度为143℃的沸水冷却，物料中的气体被冷凝，反应生成甲铵，放出冷凝热和生成热，产生0.4Mpa的蒸汽用于后续工段。
在高压冷凝器E101中，使氨与二氧化碳全部生成甲铵，大约有78%的氨和70%的二氧化碳冷凝成液体，生成的甲铵液与未冷凝的气体从底部各自的管离开高压甲铵冷凝器E101，进入合成塔R101底部。反应物在合成塔内自下而上通过，在温度180—185℃、压力为13.5—14.5Mpa下，将甲铵转化为尿素，二氧化碳转化率为58%—60%，从内部溢流离开送入汽提塔。
在合成塔R101顶部出气中除氨、二氧化碳外，还有氧、氮、氢、惰性气体等，送入高压洗涤塔T101。高压洗涤塔T101下部是直立管式浸没冷凝器，器内充满液体，气体鼓泡向上通过，上部为鼓泡段。液体出鼓泡段，一部分从内溢流管返回浸没冷凝器段底部，一部分外流出去进入喷射泵P102的吸入口。出口甲铵液的温度保持在160℃，为了防止冷却过度，管外用热水冷却，热水在一个封闭的加压系统中用循环水泵循环。从高压洗涤塔顶T101出来还含有氨、二氧化碳的惰性气体进入吸收塔，被冷凝液吸收后放空。送入吸收的冷凝液是从氨水储槽分别用解吸塔给料泵及升压泵P401经过顶部加料冷却器送入吸收塔的上端填料层，用闪蒸槽冷凝液泵将冷凝液送入下端填料层，在塔底所得的稀甲铵液，部分返回下端填料层循环吸收，部分送入低压洗涤塔T301中吸收从低压甲铵冷凝器E302出来的氨和二氧化碳最终甲铵从低压吸收塔底部进入高压甲铵泵P103，升压后经高压洗涤塔返回甲铵冷凝器。
因高压甲铵冷凝器E101中的压力要比高压甲铵洗涤器T101高约0.3Mpa，因此甲铵液必须在喷射泵中用16.0Mpa液氨喷射才能返回到反应系统中去。
从合成塔R101底部出来反应混合物从上部进入汽提塔T201流入管束并以液膜状沿管壁向下流，然后在165—175℃下从底部离开。从二氧化塔压缩机C101来的二氧化碳气体从底部进入，将溶液中氨和二氧化碳赶出，约有85%的氨和75%的二氧化碳从混合物中被汽提出来，同时也有一些水蒸发出来，出口液体含氨6%—8%。从汽提塔T201顶出来的气体送入高压冷凝器E101的顶部，汽提塔用2.0Mpa饱和蒸汽进行加热。
4.1.3循环
离开汽提塔T201的尿素减压到0.25—0.35Mpa送入精馏塔T202，尿液中的一部分甲铵分解，所需的热由溶液本身供给，从而使溶液的温度降到105—110℃。溶液从精馏塔底进入循环加热器E301，在此溶液的温度升高到135℃，结果使甲铵再一次分解进入闪蒸罐F301分离，气体通过填料上升，被下流的冷尿液所冷却。
而出精馏塔的气体与解吸塔来的气体一并进入低压甲铵冷凝器E302的底部。为了移走甲铵生成热与冷凝热用调温水冷却，而调温水又在循环水冷却器中冷却，这样可以避免冷却水温度过低而引起固体甲铵生成。
低压甲铵冷凝器顶部的气液混合物进入液位槽，进行气液分离。大部分甲铵循环进入低压甲铵冷凝器，而一部分从底部抽出，用高压甲铵泵送入高压洗涤塔的顶部。
从储槽的液体中分离出来的气体随即进入低压吸收塔T301被甲铵液洗涤，除惰性气体外全部气体被吸收下来，未冷凝的气体离开吸收器顶部放空。
从精馏塔底部出来的溶液进入闪蒸罐F302，在溶液减压时少量的氨同大量的蒸汽从溶液中逸出，使溶液在温度从135℃降到90—95℃，得到尿素溶液浓度约为73%，再流入尿液储槽V401。
4.1.4尿液蒸发与造粒
在蒸发系统中将尿素溶液中的水蒸发，浓缩成浓度为99.7%的尿素，蒸发采用两段真空蒸发。二段蒸发器E601用0.9Mpa蒸汽供热，此时溶液浓缩到99.7%。离开二段蒸发器底部的尿素熔体，由熔融尿素泵P602送入造粒塔顶T601的造粒喷头，喷淋造粒。颗粒状尿素从造粒塔底出来送往储存包装。产品尿素含氮≥46.3%（质量），缩二脲≤0.9%（质量）。
4.1.5解吸
在闪蒸槽及蒸发系统中蒸发出来的水蒸气在冷凝器E602中冷凝后，含有尿素、氨和二氧化碳，流入氨水储槽V501。从蒸发冷凝器来的含有少量尿素和氨的冷凝液流入储槽，被送往解吸塔T401的顶部。
解吸塔是浮阀塔，进入的液体经过各层踏板上的溢流管层流下，从塔底流出。蒸汽从塔顶进入，由于液体与蒸汽的逆流接触，液体中的氨和二氧化碳越来越少，从而离开塔顶的蒸汽中含有全部解吸出来的氨和二氧化碳以及水蒸气。混合气通过调节引入低压冷凝器E302，将解吸的氨和二氧化碳循环回到反应系统中去。解吸塔底部出来的液体通过换热器E401与入塔溶液换热后，再通过塔底液位自动控制减压后送入下水道，水中含有尿素0.2%，氨0.05%，温度约为70℃。
4.2 物料衡算
本设计物料衡算假设为理想化，副反应生成的少量缩二脲，忽略不计，且生产过程中物料无损失。
4.2.1合成塔（R101）
（1）操作条件：
反应温度185℃，操作压力14Mpa，CO2转化率58.0%。
入塔混合物： n(NH3):n(CO2)=3:1 n(H2O):n(CO2)=0.5
气相物料n(v):液相物料n(l)=0.3
气相物料中： CO2占总的13%（体积分数）
n(NH3):n(CO2)=5.5:1 惰性气体0.5%（体积分数）
出塔气体物料组成（体积分数）：
22%CO2 7.4%惰性气体 70.6%NH3
（2）计算：
a进塔混合物H：
CO2转化率为58%生产8333Kmol/h尿素需CO2的量（每年按8000h计算）
nCO2=83330.58=14367Kmol
n(NH3):n(CO2)=3:1 n(NH3)=43101Kmol
n(H2O):n(CO2)=0.5 n(H2O)=7183.5Kmol
惰性气体物质的量为n(x)含量为0.5%，则：
n(x)nx+14367+43101+7183.5=0.5%
n(x)=325Kmol/h
nH=14367+43101+7183.5+325=64976.5Kmol
气相物料n(v):液相物料n(l)=0.3
n(l)=49982Kmol/h n(v)=14994.5Kmol
n(v)中各组分：
CO2占总的13% n(CO2)=1867.7Kmol
n(NH3):n(CO2)=5.5:1 n(NH3)=10272.4Kmol
n(H2O)=14994.5-1867.7-10272.4=2854.4Kmol
n(l)中各组分：
n(CO2)=14267-1867.7=12399.3
n(NH3)=43101-10272.4=32828.6
n(H2O)=7183.5-2854.4=4329.1
b出塔气体组成G:
7.4%惰性气体 325Kmol
则：325/0.074=4392Kmol
含22% CO2 n(CO2)=966Kmol
含70.6% NH3 n(NH3)=3101Kmol
c出塔液相组成F：
生成的尿素CO(NH2)2物质的量8333Kmol
需要CO2 8333Kmol NH3 16666Kmol
生成H2O 8333Kmol
则F物料中:
n(CO2)=14367-966-8333=5068 Kmol
n(NH3)= 43101-3101-16666=38334 Kmol
n(H2O)= 7183.5+8333=15516.5 Kmol
表4.1物料平衡表

CO2
NH3
H2O
惰气
Ur
合计
输
V(Kmol)
1867.7
10272.4
2854.4
325

14994.5
入
L(Kmol)
12399.3
32828.6
4329.1

49982
输
G(Kmol)
966
3101

325

4392
出
F(Kmol)
5068
38334
15516.5

8333
67251.5
4.2.2汽提塔（T201）
（1）操作条件：
进塔气体K（体积分数）98.5%CO2，1.5%惰性气体
进塔液体F 67251.5Kmol
其中：n(Ur)=8333Kmol n(CO2)= 5068Kmol
n(NH3)=38334Kmol n(H2O)=15516.5Kmol
在汽提过程中有（体积分数）：
73%CO2 86%NH3 12%H2O从液体中蒸出
（2）计算：
a进塔气K生产8333Kmol尿素需CO2 8333Kmol，
则：n(K)=8333/0.985=8460Kmol
惰性气体：8460×0.015=325Kmol
b去精馏塔D:
合成液中有73%CO2 86%NH3 12%H2O从液体中蒸出
则物料D中：
n(CO2)= 5068×(1-0.73)=1368.4 Kmol
n(NH3)= 38334×(1-0.86)=5366.8 Kmol
n(H2O)= 15516.5×(1-0.12)=13653.6 Kmol
c 去高压甲铵冷凝器：
n(CO2)=8333+5068-1368.4=12032.6 Kmol
n(NH3)= 38334-5366.8=32967.2 Kmol
n(H2O)= 15516.5-13653.6=1862.9 Kmol
n(惰气)=325 Kmol
n(总)=47187.7 Kmol
表4.2汽提塔物料平衡表

CO2
NH3
H2O
惰气
Ur
合计
输
原料气(Kmol)
8333

325

8460
入
合成塔(Kmol)
5068
38334
15516.5

8333
67251.5
输
精馏塔(Kmol)
1368.4
5366.8
13653.6

8333
28721.8
出
高冷器(Kmol)
12032.6
32967.2
1862.9
325

47187.7
4.2.3高压甲铵冷凝器（E101）
（1）操作条件：
汽提塔物料n(总)= 47187.7 Kmol
其中：n(CO2)=12032.6 Kmol n(NH3)=32967.2 Kmol
n(H2O)=1862.9 Kmol n(惰气)=325 Kmol
去合成塔H物料：n(H)=64976.5Kmol
其中：
n(v)的组成： n(CO2)=1867.7Kmol n(NH3)=10272.4Kmol
n(H2O)=2854.4Kmol n(惰气)=325Kmol
n(l)的组成： n(CO2)=12399.3 Kmol n(NH3)=32828.6 Kmol
n(H2O)=4329.1 Kmol
液氨的组成：99.5% NH3 0.5% H2O
（2）计算：
a 液氨：
生成8333Kmol尿素需消耗16666Kmol NH3
则液氨的量：
16666/0.995=16750Kmol
n(H2O)= 16750×0.5%=84Kmol
b 高压洗涤塔物料：
n(CO2)= 1867.7+12399.3-12032.6=2234.4 Kmol
n(NH3)=10272.4+32828.6-32967.2=10133.8 Kmol
n(惰气)=325-325=0
n(H2O)=2854.4+4329.1-1862.9=5317.6 Kmol
表4.3高压甲铵冷凝器物料平衡表

CO2
NH3
H2O
惰气
输
高压洗涤塔(Kmol)
2234.4
10133.8
5317.6

汽提塔(Kmol)
12032.6
32967.2
1862.9
325
入
液氨(Kmol)

16666
84

输
V(Kmol)
1867.7
10272.4
2854.4
325
出
L(Kmol)
12399.3
32828.6
4329.1

4.2.4高压洗涤塔（T101）
（1）操作条件：
高压冷凝器I物料：
n(CO2)=2234.4 Kmol n(NH3)=10133.8 Kmol
n(惰气)=0 n(H2O)=5317.6 Kmol
来自合成塔G物料：
n(CO2)=966Kmol n(NH3)=3101Kmol
n(惰气)=325 Kmol n(H2O)=0
a 放空气体：
惰性气体325 Kmol
（2）计算：
b 低压甲铵冷凝器C物料：
n(CO2)=2234.4-966=1268.4 Kmo
n(NH3)=10133.8-3101=7032.8 Kmo
n(H2O)=5317.6 Kmo
n(总)=13618.8 Kmo

表4.4高压洗涤塔物料平衡表

CO2
NH3
H2O
惰气
合计
输
合成塔G(Kmol)
966
3101

325
4392
入
低冷器C(Kmol)
1268.4
7032.8
5317.6

13618.8
输
高冷器(Kmol)
2234.4
10133.8
5317.6

17685.8
出
放空气(Kmol)

325
325
4.2.5精馏塔（T202）
（1）操作条件：
来自汽提塔28721.8 Kmol，其中：
n(CO2)=1368.4 Kmol n(NH3)= 5366.8 Kmol
n(H2O)= 13653.6 Kmol n(Ur)= 8333 Kmol
釜液中（质量）：Ur=69% H2O=28.6% NH3=1.7% CO2=0.7%
尿素从釜液中全部转移到闪蒸罐中去，而没有从塔底馏出。
（2）计算：
釜液：
Ur=8333×60=500000 Kg 占69%
则 m(总)=500000/0.69=724638 Kg
CO2=724638×0.7%=5072 Kg
NH3=724638×1.7%=12318 Kg
H2O=724638×28.6%=207246 Kg
塔顶气去低压甲铵冷凝器物料：
CO2=1368.4×48-5072=60611.2 Kg
NH3=5366.8×17-12318=78917.6 Kg
H2O=13653.6×18-207246=38518.8 Kg
表4.5精馏塔物料平衡表

CO2
NH3
H2O
Ur
合计
输入
来自汽提塔（Kg）
65683.2
91235.6
245764.8
500000
902683.6
输
塔顶气（Kg）
60611.2
78917.6
38518.8

178047.6
出
釜液（Kg）
5072
12318
207246
500000
724638
4.2.6两级闪蒸罐
（1）操作条件：
来自精馏塔釜液：724638 Kg，其中：
Ur 500000 Kg CO2 5072 Kg NH3 12318 Kg H2O 207246 Kg
闪蒸罐低流出液： Ur 73% CO2 0.2% NH3 0.7% H2O 26.1%
（2）计算：
罐底流出液:
Ur=500000Kg 含量为73%
m（总）=500000/0.73=684932 Kg
CO2=684932×0.2%=1369.8 Kg
NH3=684932×0.7%=4794.5 Kg
H2O=684932×26.1%=178767 Kg
罐顶气体：
CO2=5072-1369.8=3702.2 Kg
NH3=12318-4794.5=7523.5 Kg
H2O=207246-178767=28479 Kg
表4.6两级闪蒸罐物料平衡表

CO2
NH3
H2O
Ur
合计
输入
来自精馏塔(Kg)
5072
12318
207246
500000
724638
输
流出液(Kg)
1369.8
4794.5
178767
500000
684932
出
塔顶气(Kg)
3702.2
7523.5
28479

107426.2
4.2.7两级真空蒸发器
（1）操作条件：
来自闪蒸罐罐底流出液684932Kg，其中：
CO2 1369.8 Kg NH3 4794.5 Kg H2O 178767 Kg Ur 500000 Kg
浓缩尿液含尿素99.7%去往造粒塔
（2）计算：
蒸发器浓缩尿液：
Ur 500000 Kg 含量为99.7%，则
m(总)=500000/0.997=501505 Kg
m(H2O)=501505×0.3%=1505 Kg
蒸发器挥发物：
CO2=1369.8 Kg NH3 =4794.5 Kg H2O =178767-1505=177262K