丙烯腈合成工段的工艺设计论文

1、天 津 大 学（高等教育自学考试）本科生毕业设计（论文）任务书 天津渤海职业技术学院 办学点 化学工程 专业 石油 设计（论文）题目：1.2万吨/年 丙烯腈合成工段的工艺设计完成期限： 指 导 教 师 办学点负责人 批 准 日 期 学 生 接受任务日期 附设 计 进 度 计 划 表序号起止日期计 划 完 成 内 容实 际 完 成 情 况检查日期检查人签名12014.7.32014.7.20收集资料，研究分析22014.7.212014.8.1确定选题，开题报告32014.8.22014.8.10拟定论文提纲，提纲的修改42014.8.112014.9.21撰写论文52014.9.212014.

2、10.9论文的修改和整理62014.10.92014.11.12论文答辩，装订成册78指导教师批准，并签名： 年 月 日天津大学高等教育自学考试本科生毕业设计（论文）开题报告课题名称1.2万吨/年丙烯腈合成工段的工艺设计学院名称天津大学化工学院专业名称化学工程与工艺学生姓名 指导教师 （内容包括：课题的来源及意义，国内外发展状况，本课题的研究目标、研究内容、研究方法、研究手段和进度安排，实验方案的可行性分析和已具备的实验条件以及主要参考文献等。）丙烯腈(an)是易燃、易爆、有刺激性臭味、剧毒的无色液体。丙烯腈化学性质活泼, 容易发生加成、水解、聚合、醇解等化学反应, 因此是石油化工的重要中间体

3、, 在合成树脂、合成纤维、合成橡胶等高分子材料中占有显著的地位, 主要用于合成聚丙烯腈( san)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯共聚物( abs)、丁腈橡胶( as)、己二腈、丙烯酰胺及其他衍生物的原料, 是我国石油化工重点发展的产品之一。除此之外, 丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用于建材及日用品中1，2。1893 年, 法国人moureu 用化学脱水剂由丙烯酰胺和氟乙醇制取丙烯腈, 但一直未得到工业应用。直到1930 年, 才开始工业生产。1940 年, 建立了以环氧乙烷和氢氰酸合成丙烯腈的工业生产装置。1952 年, 用乙炔代替了环氧乙烷, 成本大大降低。1959 年出现了丙烯氨氧化合成丙烯

4、腈的方法, 该法出现后, 发展迅速。1960 年, 美国美孚石油公司第一个建成以丙烯、氨和空气为原料, 用氨氧化法合成丙烯腈的化工厂。该工艺就是现今全球95%的丙烯腈装置都采用的sohio 法3。据预计，全球丙烯腈需求增速会略高于产能增速，平均为2.0%一2.5%/a，且集中在亚洲，特别是中国。中国未来将扩大abs树脂和丙烯酸类纤维生产能力，从而推动丙烯腈消费增长。全球丙烯腈开工率也由两年前的84%上升至90%。随着丙烯腈下游产品的迅猛发展，国内丙烯腈市场需求量已到每年140多万吨。每年有近1/3的丙烯腈需要从国外进口。因此，进一步提高丙烯腈的产能，降低生产成本，减少环境污染，加强节能减排已成

5、为国内丙烯腈各生产厂家的共识。丙烯氨氧化法的优点在于丙烯是目前大量生产的石油化工产品，氨是合成氨的工业产品，这两种原料来源广泛且价格低廉。其次是工艺流程比较简单，经一步反应便可得到丙烯腈产物。副产物主要是氢氰酸和乙腈都可以回收利用，且丙烯腈成品纯度高。丙烯氨氧化属于放热反应，再热平衡上很有利，反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。与其他生产方法相比可以减少原料的配套设备的建设投资。基于毕业设计的特性，设计思路遵循已有的工艺流程，生产规模为2万吨/年，以丙烯、氨、空气为原料，采用丙烯氨氧化法合成丙烯腈的工艺。本课题主要针对丙烯腈合成工段的工艺进行设计和研究。研究目标是得到高纯度的丙烯腈产品，

6、以满足后继工段的使用。本文研究内容主要包括：确定工艺流程、物料衡算（含合 成反应器、氨中和塔及换热器、水吸收塔）、热量衡算（含合成 反应器、反应气冷却器/废热 锅炉、氨中和塔、氨中和塔换热器、水吸收塔、丙 烯蒸发器 、丙烯 过热器 、氨蒸发器、氨气过热器、混和器 、空气加热器、吸收水第一/二/三冷却器）、绘制合成工段的工艺流程图。其中对丙烯氨氧化制取丙烯腈生产的具体工艺流程进行优化设计；通过对反应过程中物料和能量进行衡算，对生产工艺流程进行优化，以期实现高产率、低能耗的目的。对反应设备的设计优化，根据设计参数及技术要求对。对其设备进行选型和校验。研究方法和步骤：根据设计任务书给出的工艺参数，对

7、系统进行物料衡算和热量衡算，确定反应条件；确定工艺介质的流量、温度压力；确定设备的尺寸等。得到具体的物料的工艺参数数据表和设备一览表。参考书目1 王保玉,丙烯腈生产技术的研究进展,广州化工,2010,38,（9）:172 纪立春，丙烯腈生产技术进展及国内外市场动态，专论综述，2009，12，25,19( 6):69743 王凤荣,丙烷氨氧化制丙烯腈工艺以及催化剂研究进展,石油化工，2008（8）: 134 黄璐、王宝国，化工设计，北京化学工业出版社，2001 目 录第一章 文献综述11.1丙烯腈简述11.2 市场调研11.2.1 国际现状11.2.2 国内现状21.3 丙烯腈的合成方法和工艺条

8、件21.3.1 丙烷氨氧化法21.3.2 丙烯氨氧法31.3.3 方案的选择31.3.4 反应过程分析3第二章 总体工艺方案设计62.1 设计任务62.2 流程确定6第三章 工艺设计计算83.1 物料衡算与热量衡算83.1.1反应器的物料衡算与热量衡算83.2废热锅炉的物料衡算与热量衡算113.3氨中和塔物料衡算和热量横算123.4氨中和塔换热器物料衡算和热量衡算183.5水吸收塔物料衡算和热量衡算193.6丙烯蒸发器热量衡算223.7丙烯过热器热量衡算223.8氨蒸发器热量衡算233.9气氨过热器233.10混合器233.11空气加热器的热量衡算243.12吸收水第一冷却器243.13吸收水

9、第二冷却器253.14吸收水第三冷却器25第四章 主要设备的工艺计算264.1水吸收塔264.2合成反应器284.3废热锅炉294.4丙烯蒸发器314.5 吸收水第一冷却器324.6吸收水第三冷却器344.7氨蒸发器354.8 气氨过热器364.9 丙烯过热器364.10空气加热器374.11循环液泵384.12空气压缩机38第五章 安全与环保405.2生产安全及防护措施40第六章 结论与展望44参考文献45附 录46致 谢47摘 要本文介绍了丙烯腈生产基本情况及年产12000吨合成工艺系统流程，介绍了丙烯腈的生产情况，合成基本原理，发展前景及工艺流程的概述和工艺合成的基本方法，并且对设备进行

10、物料，热量衡算和工艺计算。丙烯腈是目前应广泛的一种化工原料，应用于生活和生产的各个领域，近年来随着国内外丙烯腈需求量的日益增长，丙烯腈供不应求，国内大部分丙烯腈靠进口来满足市场需求，为此加大生产规模和建立合理的生产方案是解决需求的首要问题。目前丙烯腈的生产方法主要是以丙烯、氨、空气为原料，采用丙烯氨氧化法合成丙烯腈，该法原料来源广泛价格低廉且工艺简单，与以往的工艺相比具有很大的优越性，已成为国内重点关注的项目。本文结合其工艺的优点和特性，以1.2万吨/年 丙烯腈合成工段的工艺设计为主题，确定具体工艺流程和工艺参数以及相关设备的尺寸，旨在对其工艺的可行性做出分析和研究，对该项目的建设和发展具有极

11、其重要的意义。丙烯腈生产技术的发展主要是朝2个方向：装置规模向大型化发展；新型催化剂的开发及应用关键词：丙烯腈 合成工段 工艺流程 工艺参数abstractthis article describes the basic situation of acrylonitrile production and synthesis of 12，000 tons annual output of system flow，introduced acrylonitrile production，synthesis of basic principles development prospects and p

12、rocess overview and synthesis of the basic method of process and equipmentfor material，and process heat balance calculation.acrylonitrile is a kind of chemical raw materials, the current should be widely applied to every field of life and production, with the growing demand of acrylonitrile at home

13、and abroad in recent years, acrylonitrile in short supply, most acrylonitrile on imports to meet domestic market demand, to increase the scale of production and set up reasonable production plan is to address the needs of the primary issue. present methods of acrylonitrile production mainly in propy

14、lene and ammonia, air as raw material, uses the synthesis method of acrylonitrile, propylene ammoxidation sources of the raw materials widely, low price and simple operation as compared with the previous process has great superiority, has become a domestic focus on the project. combining with the ch

15、aracteristics and advantages of the process, with 12000 tons/year of acrylonitrile synthesize section process design as the theme, determine the specific technological process and technological parameters and the size of the related equipment, to make analysis and research, the feasibility of the pr

16、ocess of the projects construction and development has the extremely vital significance.by material balance，obtain the required raw material propylene，ammonia，sulfuric acid and water consumption of raw materials.keywords: acrylonitrile ;synthesis section ;the process flow ;process parameters 第一章 文献综

17、述1.1丙烯腈简述丙烯腈（an）是重要的有机化工产品，是易燃、易爆、有刺激性臭味、剧毒的无色液体,在丙烯系列产品中居第二位，仅次于聚丙烯。在常温常压下丙烯腈是无色液体，味甜，微臭，沸点77.3。丙烯腈有毒，室内允许浓度为0.002mgl，在空气中爆炸极限（体积分数）为3.0517.5，与水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有cc双键和氰基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、氰基和氰乙基等反应，主要用于橡胶合成（如丁腈橡胶）、塑料合成（如abs，as树脂、聚丙烯酰胺等）、有机合成、制造腈纶、尼龙66等膈成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。1.2 市场调研1.2.1 国际现

18、状2005年世界丙烯腈产能为614 万吨/年，2006年全球丙烯腈产能为617 万吨/年。截至2009年，全球丙烯腈能力为623.7 万吨/年。市场分析人士表示，2008 年全球丙烯腈需求比2007 年下降了约15%，这是丙烯腈历史上需求降幅最大的一年。受全球经济低迷的影响，丙烯腈下游主要领域如腈纶纤维和丙烯腈-丁二烯-苯乙烯聚合物（abs）市场需求疲软，从而导致2008 年全球丙烯腈需求下挫至约440 万吨/年。2008年全球丙烯腈装置的平均开工率为75%，到了第四季度开工率甚至下降55%的低位。2009年第一季度开工率比上年第四季度有较大幅度的上升，但仍远低于满负荷生产的水平。据估算，20

19、08年来自腈纶领域的丙烯腈需求，从2007 年的220 万吨下降至176 万吨；来自abs 领域的丙烯腈需求，则从2007年的220 万吨下降至152 万吨。据从事市场咨询的英国tecnon orbichem 公司分析，丙烯腈生产面临的最大问题是腈纶纤维的不景气。20082009 年，腈纶纤维生产商的开工率低达60%64%。腈纶是丙烯腈最大的终端用户，占丙烯腈需求量近50%。2008年以来，由于需求减少，腈纶纤维生产商的开工率低达60%，产量大幅下滑。据日本化学纤维协会报道，2008 年世界腈纶短纤维比上年减少18%，为202 万吨，已连续4 年减少。中国大陆产量减少25%。主要出口地区日本、

20、台湾省则分别大幅度减少39%和32%。腈纶需求衰退导致丙烯腈生产成本不能有效地向下游转移， 迫使生产厂家低负荷运转，甚至停产。丙烯腈第二大终端用户是abs，abs 成为驱动丙烯腈需求的主要动力。前10 年来abs 消费占全球丙烯腈生产越来越大的份额。截至20082009 年， 全球丙烯腈供应相对维持不变，约为620 万621 万吨/年。唯一计划新增的能力为旭化成公司与泰国ptt 化学公司合资在泰国马塔府建设的20 万吨/年装置，定于2010 年底2011 年初投产。生产商们仍不看好2010 年的世界丙烯腈市场前景。预计20102011 年世界丙烯腈需求年增长率约为1.5。腈纶需求继续下滑，其消

21、费量比例将从2005 年50下降至2010 年44；abs 消费量比例将从32上升至36。据预计，2010年世界丙烯腈需求将达约624万吨。1.2.2 国内现状2005年我国主要的丙烯腈生产企业有10家，总产能约为101.3万t/a（全国总产能约达110万t/a），总产量达到93.1万t。其中2005年2月投产的上海赛科产能为26万t/a，是目前国内最大的丙烯腈生产厂家。需求增长促使我国丙烯腈继续扩能，2006年丙烯腈的扩能主要为吉林石化公司扩能到25万t/a，抚顺石化公司扩能到9.2万t/a，合计增加5万t/a，2006年底我国丙烯腈主要企业总产能达到106.3万t/a，全国总产能约达115

22、万t/a。2005年我国丙烯腈消费量达到124.7万，国内供应缺口为31.6万。预计2012年丙烯腈消费量略有增加。近年，我国丙烯腈进口一直保持在30万以上，2004年进口31.86万t，2005年由于上海赛科石化2万t/a装置投产，国内供应能力大幅增加，使进口量有所下降，为31.64万t，2006年1-6月进口量已达到15.84万t，预计全年进口将高于2005年。我国丙烯腈进口主要来自韩国、日本、美国、中国台湾等国家和地区。2005年开始，我国有部分丙烯腈出口国外，主要出口商是上海赛科石化的丙烯腈工厂，其在2006年上半年的出口量达到3万以上。国内需求与现有生产能力仍有一定差距，丙烯腈在国内

23、拥有广阔的市场和发展潜力。1.3 丙烯腈的合成方法和工艺条件1.3.1 丙烷氨氧化法以美国bp 公司、日本旭化成公司和三菱化成公司为代表的主要丙烯腈生产商开始了以丙烷为原料的生产丙烯腈的技术开发工作。该技术主要合成工艺有两种：一是bp 公司开发的丙烷直接氨氧化法，在特定的催化剂下，以纯氧为氧化剂，同时进行丙烷氧化脱氢和丙烯氨氧化法反应；日本旭化成公司开发的丙烷直接氨氧化工艺7。是将丙烷、氨和氧在装有专用催化剂的管式反应器中进行反应, 其催化剂8为sio2 上负载20%60%的mo、v、nb 或sb 金属, 反应中用惰性气体稀释, 反应条件为415和0.1mpa。当丙烷转化率约为90%时, 丙烯

24、腈选择性为70%, 收率约为60%。三是三菱化成公司开发的独特循环工艺，主要是丙烷氧化脱氢后生成丙烯，然后再以常规氨氧化法生产丙烯腈，其主要特点是采用选择性烃的吸附分离体系的循环工艺，可将循环物流中的惰性气体和碳氧化物选择性除去，原料丙烷和丙烯100%回收，从而降低了生产成本。尽管丙烷法较丙烯氨氧化法总投资高，但是由于丙烷价格（19.8 美分/kg）比丙烯价格（39.6 美分/kg）低一半，因此单从原料成本上看丙烷法比丙烯法更有前景，有关资料介绍丙烷法有望比丙烯氨氧化法降低30%的生产成本。尽管目前尚处于研究阶段，开发高效的催化剂是关键，但是由于丙烷价格低廉、容易得到，不久的将来丙烷氨氧化法法

25、可望工业化生产，前景乐观。1.3.2 丙烯氨氧法目前世界95% 以上的丙烯腈生产采用bp公司开发的丙烯氨氧化法生产工艺（ sohh io工艺）。以化学纯丙烯（丙烯含量92% 94% ）和化肥级氧为原料（进料组成为丙烯：氨：空气= 1：1.2 ：10） ,主要采用磷-钼-铋系催化剂, 采用流化床反应器, 在反应温度400500、压力0.050.1mpa下与空气进行丙烯的氨氧化反应, 在反应器中的接触时间为10s或更低。丙烯、氨和空气通过流化床反应器氨氧化生成丙烯腈, 副产品要包括乙腈、氢氰酸、丙烯醛、丙烯酸和co2, 此外还有少量未反应的丙烯和氨。除去未反应的氨, 反应气体去水吸收塔, 用低温水

26、将气体中的有机物吸收。然后, 将吸收液送去丙烯腈回收精制工序, 分离出高纯度丙烯睛、氢氰酸和粗乙睛。bp公司丙烯氨氧化法生产工艺的主要技术改进集中在催化剂、流化床反应器以及节能降耗等。丙烯腈氧化法的优点如下：（1）丙烯是目前大量生产的石油化学工业的产品，氨是合成氨工业的产品，这两种原料均来源丰富且价格低廉。（2）工艺流程比较简单，经一步反应便可得到丙烯腈产物。（3）反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可回收利用，而且丙烯腈成晶纯度较高。（4）丙烯氨氧化过程系放热反应，在热平衡上很有利。（5）反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。（6）与其他生产方法如乙炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与

27、氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备（如乙炔发生装置和氰化氢合成装置）的建设投资。1.3.3 方案的选择目前丙烯腈的合成路线主要有以上两种，其中，丙烯氨氧化法的技术相对丙烷氨氧化法来说比较成熟，经讨论，我们决定采用丙烯氨氧化法中的sohio法进行模拟与设计。1.3.4 反应过程分析（1）丙烯氨氧化的原理化学反应在工业生产条件下,对于丙烯氨氧化法，主反应生成丙烯腈，是一个非均相反应；与此同时，在催化剂表面还发生一系列副反应。主反应：c3h6 + nh3 +1.5 o2 ch2 =chcn + 3 h2o h = -512.5kj/mol同时还会发生一系列副反应, 生成相当数量的氢氰酸（hc

28、n）、乙腈（ acn）、一氧化碳、二氧化碳及少量的丙烯醛、丙烯酸、丙酮、丙腈等12,13 。其副反应方程式如下:生成乙腈：c3h6 + 1.5nh3 + 1.5o2 1.5ch3cn + 3h2o h=-522kj/mol生成氢氰酸：c3h6 + 3nh3 + 3o2 3hcn + 6h2o h=-941kj/mol生成二氧化碳：c3h6 + 4.5o2 3co2 +3 h2o h=-1925kj/mol生成一氧化碳：c3h6 + 3o2 3co + 3h2o h=-1067kj/mol 上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的，co2、co 和h2o 可以由丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯腈、乙

29、腈等再次氧化得到14。反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等。因此，工业生产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。(2) 催化剂 丙烯氨氧化所采用的催化剂主要有两类,即mo系和sb系催化剂。mo系催化剂由sohio公司开发,由c-a型已发展到第四代的c-49、c-89。sb系催化剂由英国酿酒公司首先开发,在此基础上,日本化学公司又相继开发成功第三代的ns-733a和第四代的ns-733b。下面对这两类催化剂作一简单介绍。mo系催化剂工业上最早使用的是p-mo-bi-o（c-a）催化剂,其代表组成为pbi9mo12o52。活性组分为moo3

30、和bi2o3.bi的作用是夺取丙烯中的氢,mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一个双功能催化剂。p是助催化剂,起提高催化剂选择性的作用。这种催化剂要求的反应温度较高（460-490）,丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量的3倍（mol）,在反应温度下mo和bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了不足10年就被c-21、c-41等代替。sb系催化剂sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有sb-u-o、sb-sn-o和sb-fe-o等。初期使用的sb-u-o催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具有放射性,废催化

31、剂处理困难,使用几年后已不采用。sb-fe-o催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号为nb-733a和nb-733b催化剂。据文献报道,催化剂中fe/sb比为11（mol）,x光衍射测试表明,催化剂的主体是fesbo4,还有少量的sb2o4。工业运转结果表明,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加v、mo、w等可改善该催化剂的耐还原性。丙烯氨氧化法的催化剂都是制约反应进程的关键因素。如美国bp-amoco 公司开发的c-49mc 催化剂，丙烯转化率98.3%，丙烯腈选择性达84.5%。（3） 工艺条件的选择a. 丙烯:氨:氧气物质的量比为1:11.2:1.82.3。丙烯

32、:氨物质的量比理论值为1:1，实际为1:1.2，若物质的量比过低，则副产物丙烯醛生成量显著上升；若物质的量比过量，在后续急冷工艺氨处理量加大。丙烯:氧的物质的量比理论值为1:1.5，实际为1:1.82.5。若换成空气，则实际为1:1012。降低氧气比使选择性增加，但造成丙烯转化率降低，使丙烯腈收率降低；如果增大氧气比，则二氧化碳生成量上升，丙烯腈的选择性降低，且反应器的体积要增大。b. 反应温度的影响；反应温度升高，丙烯转化率增加，副产物乙腈生成量下降，氢氰酸和二氧化碳生成量上升，使丙烯腈选择性降低。通常反应温度：400470。c. 反应压力的影响；压力提高，反应器的生产能力上升，丙烯转化率提

33、高，但丙烯腈的收率却直线下降，因为副产物的生成量也增加。因此要选择适当的反应压力，使反应器的生产能力和丙烯的消耗保持在最经济的状态，一般反应压力为0.10.3mpa。d. 反应时间的影响；反应时间过短，丙烯转化率下降，从而丙烯腈收率降低。反之，如果反应时间过长，则丙烯腈发生二次反应，不利于丙烯腈选择性的提高。一般反应时间615s。e. 转化率和反应选择性；丙烯:氨:空气中氧的物质的量比为1:11.2:1.82.3，反应温度为400500，反应压力为0.1013mpa，在此反应条件下主副产物单程收率为：丙烯腈60%75%，丙烯转化率85%-99%。 第二章 总体工艺方案设计2.1 设计任务（1）

34、设计项目名称：丙烯腈合成工段初步设计（2）生产方法：以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。（3）生产能力：年生产天数300天，年产12000吨丙烯腈（4）原料组成： 液态丙烯原料含丙烯85%（mol），丙烷15%（mol）；液态氨原料含氨100%。（5）工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈1.8%（wt）。2.2 流程确定生产工艺流程示意图如下流程简介如下： 液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热到需要的温度后进入混合气，经过压缩后的空气先通过空气饱和塔和增湿塔，经过空气加热气预热到一定的温度再进入混合气。混合气出口的高温气体经过废热锅炉回收热量

35、，气体冷却到230左右进入氨中和塔，在7080下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸氨的酸液经过循环冷却器除去吸热再返回塔顶循环使用，同时补充部分新鲜的酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸氨的废液，中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用510的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8%的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精致工段。物料流程图如下第三章 工艺设计计算3.1 物料衡算与热量衡算按年工作日300天，丙烯腈损失率4.00%，设计裕量5%计算，丙烯腈小时产量为：1200010001.051.04/（30024）=1820/h。

36、3.1.1反应器的物料衡算与热量衡算 （1）计算依据 a 丙烯腈产量 1820/h 即34.34kmol/h b 原料组成（摩尔分数） 含 85%， 15% c 进反应器的原料配比（摩尔比）为 :=1：1.25：10.0:0.75d 反应后各产物单程收率如表3-1所示表3-1 反应后各产物单程收率组别丙烯转化率%组分的收率丙烯腈氰化氢乙睛丙烯醛摩尔收率298.00%80.00%6.20%2.60%0.20%9.00% e操作压力 进口0.023mpa，出口0.162mpa f 反应器进口温度110，反应温度470，出口气体温度360 g丙烯氨氧化法制丙烯腈生产过程的主要化学反应主反应：副反应：

37、 （2）物料衡算 a反应器进口原料气中各组分的流量 34.34/0.8=42.925kmol/h=1802.85kg/h 42.925/0.850.15=7.575kmol/h=333.3kg/h 42.9251.25=53.66kmol/h=912.16kg/h 42.925100.21=90.14kmol/h=2884.56kg/h 42.925100.79+42.9250.75=371.3kmol/h=5198.22kg/h b反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈（an） 34.34kmol/h=1820kg/h 乙腈（acn） 3/242.9250.026=1.67kmol/h=68

38、.47kg/h 丙烯醛（acl） 42.9250.02=0.85kmol/h=47.6kg/h 342.9250.09=11.59kmol/h=509.95kg/h 342.9250.062=7.98kmol/h=215.57kg/h 7.575kmol/h=333.3kg/h 371.3kmol/h=5198.22kg/h 90.14-3/234.34-7.98-0.85-1.67-9/（32）11.59 =10.655kmol/h=340.96kg/h 42.925-1/37.98-0.85-2/31.67-34.34-1/311.59 =0.098kmol/h=4.13kg/h 53.6

39、6-34.34-7.98-1.67=9.67kmol/h=164.39kg/h 334.3421.6727.9811.59+0.85 =134.76kmol/h=2425.68kg/h c反应器物料平衡如表32 表32 反应器物料平衡流量和组成组分反应器进口反应器出口%()%()%()%()42.9251802.857.5916.190.0984.130.020.047.575333.31.342.997.575333.31.282.9953.66912.169.498.199.67164.391.641.4890.142884.5615.9425.9110.655340.961.803.06

40、371.35198.2265.6546.70371.35198.2262.946.710000134.762425.6822.8221.79an000034.3418205.8116.35acl00000.8547.60.140.43acn00001.6768.470.280.62hcn0000 7.98215.571.351.94000011.59509.951.964.58合计565.611131.09100.00590.57811128.27100.00100.00 （3）热量衡算 各物质0t的平均比热熔如表3-3所示表3-3各物质0t的平均定压比热熔 cp/kj（k）物质anhcnac

41、nacl/0-651.5661.7042.1040.9191.0400000000-4152.1142.3172.4310.9711.0671.9671.5451.4821.6121.6860.9660-4272.1302.3892.4420.9731.0691.9711.5531.4861.6121.6770.968a浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量假设如下热力学途径:各物质25t的平均比热熔用0t的平均比热熔代替，误差不大，因此， 若热损失取h的5%，则需由浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为： 浓相段换热装置产生0.405mpa的饱和蒸汽（饱和温度143）14

42、3的饱和蒸汽含i=2736kj/kg143饱和水含i=601.2kj/kg产生的蒸汽量=1.79105/(2736-601.2)=83.85kg/hb稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量以0气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为 离开稀相段的气体带出热为= 热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为=（10.04）（）=稀相段换热装置产生mp的饱和蒸汽量为g=3.2废热锅炉的物料衡算与热量衡算 （1）计算依据 a.入口气和出口气的组成与反应器出口气体相同 b.入口气体温度360，压力0.162mp c.出口气体温度180，压力0.152mp （2）热衡算以0气体为衡算基准，各物质的平

43、均比热容为表3-4所示。表3-4各物质0180的平均比热容物质c3h6c3h8nh3o2n2h2oanhcnacnaclco22.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004a.入口气体带入热（等于反应气稀相段的气体带出热）=b.出口气体带出热= c.热衡算求需求取出的热量q 按热损失10%计，需要取出的热量为q=（1-0.1）（）= d.产生的蒸汽量产生0.405mpa的饱和蒸汽量为 g=3.3氨中和塔物料衡算和热量横算（1）计算依据a. 入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同b在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸铵c新鲜硫酸吸收剂

44、的含量为93%(wt）d塔底出口液体的组成如下：表3-5塔底出口液体的组成组分h2oanacnhcnh2so4（nh4）2so4合计%（wt）75.60.30.20.30.522100e.进塔温度180，出塔温度78，新鲜硫酸吸收剂温度30f.塔顶压力0.03mpa,塔底压力0.06mpa（2）物料衡算a.排出的废液量及其组成 进塔其中183.38/h，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵，氨和硫酸反应的方程式如下： 硫酸铵的生成量，即需要连续排出的的流量为：上式中，132是分子量，17是氨的分子量。塔底排出液中，的含量22%（wt），因此排放的废液量为：638.22/0.22=2901kg/h排放的废

45、液中，各组分的量： 29010.6853=1988.05kg/h 29010.0003=0.8703kg/h 29010.0002=0.5802 29010.00016=0.6266kg/h 29010.005=14.505kg/h 29010.309=896.41kg/hb.需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：（29010.005164.39454.15kg/hc.出塔气体中各组分的量： 4.13kg/h 333.3kg/h 340.96kg/h 5198.22kg/h 1820-0.8703=1819.129kg/h 68.47-0.5802=118.01kg/h 22.44kg/h

46、215.57-0.6266=214.94kg/h 906.52kg/h 2425.68+638.220.07-1988.05=482.31kg/hd.氨中和塔循环系统物料平衡表表3-6氨中和塔循环系统物料平衡表流量和组成组分入塔气新鲜吸收液排放废液出塔气kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kg/h%(wt)kg/h%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)0.0984.130.020.0400000.0984.130.020.047.575333.31.282.9900007.575333.31.573.539.67164.391.641.480000000010.655340

47、.961.803.06000010.655340.962.213.61371.35198.2262.946.710000371.35198.2276.9355.07134.762425.6822.8221.7944.67571988.0568.5326.795482.315.555.1134.3418205.8116.35000.87030.03034.321819.1297.1119.271.6768.470.280.62000.58020.0202.88118.010.591.257.98215.571.351.94000.62660.0217.961214.941.652.280.854

48、7.60.140.4300000.40122.440.080.2411.59509.951.964.58000020.602906.524.279.600000454.159314.5050.500000000000896.4130.900000合计590.5811128.3100100498.831002901.04100482.619439.56100100（3）热衡算a. 出塔气体温度塔顶气体中实际气体分压为mpa设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为mpa入塔喷淋液的硫酸铵含量为，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表：表3-7硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/mpa温度/

49、含量g2530700.029160.02876800.04480.04376900.065630.06472根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和的值，线性插入可得硫酸铵含量为29.1g时的数据见下表:表3-8硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/mpa温度/ 含量g29.1700.02883800.04395900.06488线性内插可求mpa时出塔气的温度为70.94不在7887范围内。故以上设计不可取，需要往急冷水塔中补充水。采用反推法，设塔釜温度为85，则线性内插法得，此时，=，即出塔总水量为26.795/0.4091=65.5 kmol/h =1178.95kg/h 即补水量为:65.5-26.795=38.71 kmol/h设补水温度为85，通过水饱和塔以蒸汽的形式进入急冷塔，以蒸汽的形式存在，此时入塔水蒸气变为则氨中和塔循环系统物料平衡表变为表3-9氨中和塔循环系统物料平衡表流量和组