年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计--课程设计.docx

化工工艺设计课 程 设 计年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计年 级 专 业 化学工程与工艺学 号姓 名指导教师设计成绩完成日期 年 月 日课程设计成绩评定栏评定基元评审要素评审内涵分值评分签名栏设计说明，40%格式规范内容完整格式是否规范8评阅教师签名内容是否完整8工艺计算正确、完整和规范物料恒算8热量衡算8设备设计和选型8设计图纸，30%图纸规范标注清晰方案流程图7评阅教师签名工艺物料流程图8带控制点的工艺流程图15 答辩成绩20%仪态自然语言流畅语言流畅10答辩老师签名答题正确10平时成绩，10%上课出勤上课出勤考核5指导教师签名制图出勤制图出勤考核5合计100答辩记录 化工工艺设计课程设计任务书学 号学生姓名专业（班级）设计题目年产 3.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计设计技术参数1.生产能力： 35000 吨/年2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；液氨100%3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液4.生产方法：丙烯氨氧化法5.丙烯腈损失率：3%6.设计裕量：6%7.年操作日：300天设计要求1.确定设计方案，并画出流程框图（要求见4（1）；2.物料衡算，热量衡算3.主要设备的工艺设计计算4.绘图要求：（1）流程框图（CAD或者PPT绘，截图在方案设计中）；（2）方案流程图（CAD或手绘，A3图纸）；（3）工艺物料流程图（带物料表，CAD或手绘，A3图纸）；（4）制带控制点的工艺流程图（CAD或手绘，A3图纸）；5.编写设计说明书工作量1.设计计算：1.5周2.工艺流程图与设计说明书：1周3.答辩：0.5周工作计划第一周：物料衡算、热量衡算及主要设备的工艺设计计算第二周：画图，撰写设计说明书，第三周：答辩参考资料化工工艺设计手册第四版(上下册)，中国石化集团上海工程有限公司编，化学工业出版社，2009年化学化工物性参数手册，青岛化工学院等编，化学工业出版社，2002年目录年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计1第一部分 概述11.1 丙烯腈的性质11.1.1 丙烯腈的物理性质11.1.2 丙烯腈的化学性质及应用21.2丙烯腈的生产技术的发展31.2.1国外的发展情况31.2.2国内发展概况41.3丙烯腈生产工艺研究进展51.4丙烯氨氧化的原理61.4.1化学反应61.4.2 催化剂7第二部分 生产方案选择8第三部分 工艺流程设计83.1 丙烯腈工艺流程示意图83.2小时生产能力9第四部分 物料衡算和热量衡算104.1反应器的物料衡算和热量衡算104.1.1计算依据104.1.2 物料衡算104.1.3 热量衡算124.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算144.2.1计算依据144.2.2物料衡算144.2.3热量衡算154.3氨中和塔物料衡算和热量衡算164.3.1计算依据164.3.2物料衡算174.3.3热量衡算184.4换热器物料衡算和热量衡算214.4.1计算依据214.4.2物料衡算214.4.3热量衡算224.5水吸收塔物料衡算和热量衡算234.5.1计算依据234.5.2物料衡算234.5.3 热量衡算264.6空气水饱和塔釜液槽274.6.1计算依据274.6.2物料衡算274.6.3热量衡算284.7丙烯蒸发器热量衡算284.7.1计算依据284.7.2有关数据294.7.3热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量294.8丙烯过热器热量衡算294.8.1计算依据294.8.2热量衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量294.9氨蒸发器热量衡算304.9.1计算依据304.9.2有关数据304.9.3热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量304.10氨气过热器304.10.1计算依据304.10.2热衡算求气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量304.11混合器314.11.1计算依据314.11.2热衡算求进口温空气的温度t314.12空气加热器的热量衡算324.12.1计算依据324.12.2热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量32第五部分 主要设备的工艺计算325.1合成反应器325.1.1计算依据325.1.2浓相段直径335.1.3浓相段高度335.1.4扩大段（此处即稀相段）直径345.1.5扩大段高度345.1.6浓相段冷却装置的换热面积345.1.7稀相段冷却装置的换热面积355.2空气饱和塔355.2.1计算依据355.2.2塔径的确定365.2.3填料高度385.3水吸收塔385.3.1计算依据385.3.2塔径的确定395.3.3填料高度405.4丙烯蒸发器425.4.1计算依据425.4.2丙烯蒸发器换热面积425.5循环冷却器445.5.1计算依据445.5.2计算换热面积445.6氨蒸发器475.6.1计算依据475.6.2计算换热面积475.7氨气过热器485.7.1计算依据485.7.2计算换热面积485.8丙烯过热器495.8.1计算依据495.8.2计算换热面积495.9空气加热器505.9.1计算依据505.9.2计算换热面积505.10循环液泵525.11空气压缩机525.12中和液贮槽53第五部分 课程设计心得53第六部分 附录546.1参考文献546.3 附图55年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计摘要：本设计为年产3.5万吨丙烯腈的合成段工艺设计，在设计中采用了丙烯氨氧化制丙烯腈法，此法能有效降低生产成本。该设计对丙烯腈的性质、应用、国内外发展、生产方法等进行了简单介绍。本设计的重点在于计算丙烯氨氧化生产丙烯腈过程中的物料衡算、热量衡算和主要设备的工艺计算。通过设计计算得出流化床浓相段总高是16米，直径为6.9米，催化剂堆体积是294.9立方米，稀相段高度为10米，直径是9米，达到了预期目标。 第一部分 概述1.1 丙烯腈的性质1.1.1 丙烯腈的物理性质丙烯腈是一种非常重要的有机化工原料，在合成纤维、树脂、橡胶急胶粘剂等领域有着广泛的应用。丙烯腈，英文名Acrylonitrile（简称为ACN），化学分子式：CH2=CH-CN；分子量：53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有特殊气味；可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室内允许浓度为0.002mg/L，在空中的爆炸极限为3.0517.5%（体积）。因此，在生产、贮存和运输中，必须有严格的安全防护措施。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物，和水的共沸点为 71，共沸点中丙烯腈的含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈苯乙烯水三元共沸混合物。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。表 1-1 丙烯腈与水的相互溶解度温度/水在丙烯腈中的溶解度（质量）/%丙烯腈在水中的溶解度（质量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.90506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10表1-2丙烯腈的主要物理性质性质指标性质指标性质指标沸点(101.3KPa)78.5燃点/481蒸汽压/KPa熔点/82.0比热容Jkg-1k-120.920.038.7时6.67相对密度(d426 )0.0806蒸发潜热(077)32.6kJ/mol45.5时33.33粘度(25)0.34生成热(25)151kJ/mol77.3时101.32折射率(nD25 )1.3888燃烧热1761kJ/mol临界温度246闪点/0聚合热(25)72 kJ/mol临界压力3.42MPa1.1.2 丙烯腈的化学性质及应用丙烯腈分子中含有双键及氰基（-CN），其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、腈基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C 双键上，纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一种或几种发生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1，3 丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。丙烯腈主要用来生产ABS树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二腈和苯乙烯-己二腈树脂等，目前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求，2000年进口量超过150kt。1.2丙烯腈的生产技术的发展1.2.1国外的发展情况自1960年Sohio公司成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其他合成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为当代工业生产丙烯腈的唯一技术。Sohio丙烯腈工艺日趋完善，催化剂的改进已成为提高丙烯腈收率的主要因素。西欧有2个工厂曾采用由DistillersUgine开发的固定床丙烯氨氧化制丙烯腈的工艺，于1990年关闭，墨西哥的1个工厂于1993年关闭，在东欧的少数工厂也陆续停工。至今，全世界的丙烯腈生产几乎都采用流化床丙烯氨氧化工艺，即在多组分固体粉末催化剂作用下，丙烯和氨气、空气在流化床中发生氨氧化反应，生成丙烯腈，并副产乙腈和氢氰酸等。BP公司(已收购Sohio公司)拥有丙烯腈生产装置所采用的Sohio工艺，其他专利许可公司还包括日本旭化成公司、日东公司、Solutia公司和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于目前正在开发的丙烯腈工艺，值得密切关注的是直接以丙烷为原料的合成丙烯腈工艺。（1）装置规模向大型化发展近年来国外丙烯腈装置总的发展趋势是向大型化发展。一些原设计能力为7万吨/年的生产装置通过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有的达到9万吨/年，有的甚至超过13万吨/年。另外一些新建或准备建设的丙烯腈装置的规模多数为13万吨/年，甚至达2535万吨/年。由于装置规模的大型化，每万吨丙烯腈的建设投资大幅度下降，装置运行中的能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来了明显的经济效益。（2）新型催化剂的开发及应用不断研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展的又一趋势。催化剂是丙烯腈生产技术的关键所在，也是丙烯腈专利的核心。新型催化剂的开发及应用对丙烯腈工艺技术的发展和改进起着决定性的作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究与开发的各公司都投入了大量的人力、物力和财力，致力于新型催化剂的研究开发工作，BP、旭化成、Monsanto、中国石油化工总公司等都推出了自己的一代又一代的新催化剂。这些新型催化剂不仅提高了丙烯腈的单程收率，而且提高了选择性，减少了副产物的生成。从催化剂的单程收率看，70年代为70%75%；80年代达到80%；90年代超过了80%。高效新型催化剂的开发和应用为丙烯腈工艺的发展提供了坚实的技术基础，也是丙烯腈生产技术提高和发展的一个重要标志。1.2.2国内发展概况20世纪60年代以来，我国不断开发了丙烯氨氧化制丙烯腈技术，并建成多套千吨级规模装置。目前，中国石化已开发出了具有自主知识产权的丙烯腈成套技术，其中包括MB系列丙烯腈催化剂、空气分布板和丙烯-氨分布器、旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和气液分离器等专利或专有技术。并且利用该成套技术分别将中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司的原产能2.5万吨/年丙烯腈生产装置改造成了具有自主知识产权的4万吨/年国产化示范装置；将中国石化上海石油化工股份有限公司(简称上海石化)的原产能6.0万吨/年丙烯腈装置改造至13万吨/年，打破了国外的技术垄断，为国内现有装置改扩建提供了技术依据。我国人口众多，解决13亿人口的穿衣问题十分突出。因此，目前我国的丙烯腈主要用于生产腈纶。从目前发展水平看，我国腈纶产量远远满足不了市场的需求。近3年来我国腈纶的年消耗量约在125135万吨，尽管我国的腈纶生产能力已达到140万吨/年，而2005年丙烯腈的生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求的一半，其余需通过进口来解决。从技术发展看，用国内丙烯腈技术建设的工厂最大规模才达到1万吨/年，而迄今我国大型丙烯腈装置的技术都是从国外引进。引进一套5万吨/年的丙烯腈装置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。因此，努力开发我国自己的丙烯腈成套技术，特别是采用国内技术兴建大型的丙烯腈装置是摆在我们面前的一项艰巨的任务。我国丙烯腈技术的开发工作已有40多年的历史，丙烯腈生产也有30多年的经验。这些都为发展我国自己的丙烯腈技术打下了坚实的基础。尤其是1983年中国石油化工总公司成立以来，总公司十分重视丙烯腈技术的开发，组织了一系列丙烯腈的重大技术攻关，取得了许多重大的工业化技术成果，特别是MB-82、MB-86催化剂、UL型流化床反应器、复合萃取精馏新工艺、负压脱氰技术等，均已在国内大型丙烯腈装置上应用成功，使我国的丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键性的工艺技术上有了重大改进，使我国的丙烯腈总体技术达到了国际水平。为了发展我国的丙烯腈工业，中国石油化工总公司组织上海石油化工研究院等单位采用了我国自行开发成功的11项专利技术和专有技术，编制了中国石油化工总公司自己的5万吨/年丙烯腈装置的工艺包，命名为S-ANT。SANT所采用的技术及可达到的能耗、物耗等各项指标都体现了它的先进性和可靠性，为我国丙烯腈工业的发展，为采用国内技术建设自己的丙烯腈装置，奠定了坚实的基础。继1989年大庆石油化工总厂化纤厂采用国产MB-86催化剂后，1992年5月淄博石油化工厂2.5万吨/年丙烯腈装置以及1994年9月大庆石油化工总厂化工二厂5万吨/年丙烯腈装置均采用了国产的MB-86催化剂，获得了成功，为国产MB-86催化剂的进一步推广应用打开了新的局面。目前，正在运行的9套丙烯腈装置已有7套采用了国产MB-82和MB-86催化剂，其余装置也将陆续更换国产催化剂。国产催化剂所以能够比较普遍地被采用，并逐步取代进口催化剂主要原因有两条:一是国产催化剂的性能质量与进口催化剂相当，甚至优于某些牌号的进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催化剂有较强的竞争力。当然在推广应用国产催化剂上还有许多工作要做，我们不仅要做好国产催化剂在国内市场的推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞争。值得一提的是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采用了国产MB-86催化剂，而且开车结果很好。齐鲁石化公司、上海石化研究院以及清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈主装置成套国产化技术开发与工业应用”项目攻关。以MB-98丙烯腈催化剂、新型空气分布板和丙烯-氨分布器、PV型旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和新型气-液分离器等国内自行开发的专利或专有技术为基础，将原生产能力2.5万t/a的齐鲁丙烯腈装置改造成具有自主知识产权的4万t/a丙烯腈国产化示范装置，打破了国外的技术垄断。该装置投产以来，不仅生产能力扩大了60%以上，而且生产每吨丙烯腈的丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提高了4.2%，副产品乙腈回收率提高到97.21%，也为开发10万t/a以上丙烯腈成套技术和国内现有同类装置的改扩建提供了技术依据。目前，丙烯腈成套工业技术已在大庆石化、安庆石化、吉化公司、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得了显著的经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每年新增利润4000万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每年新增利润4100万元。据粗略计算，国产丙烯腈成套工业技术如在国内全面推广应用，预计年新增效益可达6亿元。1.3丙烯腈生产工艺研究进展目前，世界上先进的生产工艺以美国BP公司的Sohio法为代表，用此法生产的丙烯腈占总产量的90%。Sohio法工业化50多年来，已日趋成熟，工艺上基本没有重大改变，研究的重点主要在开发新型的催化剂，开展以节能、降耗为目标的工艺技术改造，提高工艺收率，减少三废，消除环境污染等方面。此外，由于丙烷比丙烯价格低廉，人们便研究丙烷氨氧化法生产丙烯腈。BP公司已将该法运行成功，并称该法的生产成本比丙烯法降低20%。随着环保要求的逐渐严格，丙烯腈生产装置尾气难以通过高烟囱直接放空，需要焚烧炉焚烧等处理。中国石油大庆石化分公司研究院开发了流向变换催化燃烧技术治理丙烯腈尾气。在完成燃烧催化剂筛选、评价基础上，利用先进的流向变换技术，处理丙烯腈尾气，尾气中的挥发性有机物去除率达98%以上，处理后的尾气可直接排放。该技术具有工艺可靠、方法简单、处理效果好等特点。上海石化院开发了适用于硫铵回收的提高丙烯腈精制回收率的第一代、第二代技术。通过急冷过程丙烯腈聚合动力学和扩散动力学的理论研究，以新型内构件改变急冷塔气、液流场分布、抑制丙烯腈的聚合反应，并在急冷塔下段补加水以控制塔釜液中重组分浓度，将酸直接加入到塔釜中以控制塔釜液pH值以及降低外循环喷淋液温度，从而有效降低了丙烯腈聚合损失。该技术通过了千吨级、万吨级工业试验，丙烯腈精制回收率已从原来的90%提高到94%，可为丙烯腈生产企业增加可观的经济效益，3个月就可收回全部投资，已在我国丙烯腈生产装置上得到了全面推广应用。在此基础上，通过冷、热模研究和千吨级工业试验，研究了气液传热和流场分布，开发了丙烯腈急冷塔气相段新型内构件，并优化了急冷塔工艺参数，进一步提高了急冷塔的气液传热效率，增强了急冷效果，有效降低了急冷塔内丙烯腈在气相中的聚合损失。万吨级工业试验结果表明，丙烯腈精制回收率达到了96.1%，且装置运行平稳，产品质量稳定，外排污水中聚合物总量减少。上海石化院成功地开发了提高丙烯腈精制回收率的第二代技术，有效地增产了丙烯腈产品，具有显著的经济效益和社会效益，为我国丙烯腈新建装置、老装置改造技术出口提供了有力的技术支撑。1.4丙烯氨氧化的原理1.4.1化学反应在工业生产条件下,丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应: 与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列主要的副反应。（1）生成乙腈(ACN)：（2）生成氢氰酸(HCN)。（3）生成丙烯醛。(4)生成二氧化碳。上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。CO2、CO和H2O可以由丙烯直接氧化得到,也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。除上述副反应外,还有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反应。1.4.2 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。（1）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(460490),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。（2）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。第二部分 生产方案选择本次设计选用丙烯氨氧化法制丙烯腈，其优点如下：(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，都可以回收利用，而且丙烯腈成品纯度较高。 (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。第三部分 工艺流程设计液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器蒸发，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合器出口气体进入反应器，在反应器内进行丙烯的氨氧化反应。反应器出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，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，氨中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用。同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。氨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，温度升高后去精制工段。3.1 丙烯腈工艺流程示意图图13.2小时生产能力按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量为6%，年产量为3.5万吨计算，则每天每小时产量：第四部分 物料衡算和热量衡算4.1反应器的物料衡算和热量衡算4.1.1计算依据（1）丙烯腈产量 5307.36kg/h，即F=100.03kmol/h（2）原料组成（摩尔分数） 丙烯（C3H6）85%，丙烷（C3H8）15%（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3表4-1反应后各产物的单程收率为：物质丙烯腈（AN）氰化氢乙腈（CAN）丙烯醛CO2摩尔收率0.60.0650.070.0070.12（4）操作压力 进口：0.203MPa ，出口：0.162MPa（5）反应器进口气体温度110，反应温度470，出口气体温度3604.1.2 物料衡算（1）反应器进口原料气中各组分的流量C3H6:C3H8：NH3：O2：H2O：N2：（2）反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈：5307.36kg/h F=100.03kmol/h乙腈 ：丙烯醛：CO2：HCN：C3H8：N2：O2：C3H6：NH3：H2O：（3）：反应器物料平衡表表4-2反应器物料平衡表流量和组成组分反应器进口反应器出口kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78NH3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4612270.5914.2216.8292.202950.403.314.05N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.169002.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73丙烯腈0000100.035307.363.597.28乙腈000017.51717.770.630.98氰化氢000032.51877.781.171.20丙烯醛00001.1765.530.040.09CO2000060.022640.842.163.62合计2697.3672937.171001002784.9172944.121001004.1.3 热量衡算查阅相关资料获得各物质0110、0360、0470的平均定压热容如下：表4-3各物质的平均定压比热容物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OkJ/(kgK)01101.8412.052.3010.9411.0461.88303602.6783.0132.6361.0041.0882.00804702.9293.3472.9391.0461.1092.092物质ANHCNACNACLCO2kJ/(kgK)011003601.8741.6401.9331.9661.13004702.0291.7242.102.1721.213（1）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平均比热容用0t的平均比热容代替，误差不大因此:若热损失取 的5%，则需有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）143饱和蒸汽焓：143饱和水焓：所以：（2）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： 稀相段换热装置产生0.405 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：4.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算4.2.1计算依据(1)入塔空气压力0.263MPa ，出塔空气压力0.243MPa(2) 空压机入口空气温度30，相对温度80，空压机出口气体温度170(3) 饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4) 塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105，组成如下：表4-4塔顶喷淋液的组成组分ANACN氰醇ACL水合计%（Wt）0.0050.0080.00050.000299.986100(5) 塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为:O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/hN2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/hH2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h4.2.2物料衡算（1）进塔空气量查得30，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气因此，进塔空气带入的水蒸气量为：（2）进塔热水量气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：塔顶喷淋液105的密度为 ，因此进塔水的质量流量为：（3）出塔湿空气量出塔气体中的 O2、N2、H2O的量与反应器入口气体相同，因而：O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/hN2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/hH2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h（4）出塔液量4.2.3热量衡算（1）空气饱和塔出口气体温度空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：根据分压定律，蒸汽的实际分压为：饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为：查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90，因此，须控制出塔气体温度为90才能保证工艺要求的蒸汽量（2）入塔热水温度入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105（3）由热衡算求出塔热水温度t热衡算基准：0气态空气，0液态水170进塔空气带入的热量Q1：170蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0l70的平均比热容 出塔湿空气带出热量Q290蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取105入塔喷淋液带入热量Q3求出塔热水温度t出塔热水带出热量:热损失按5%者，则热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q损即12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95解得t=78.11故，出塔热水温度为78.114.3氨中和塔物料衡算和热量衡算4.3.1计算依据（1）入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同（2）在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵（3）新鲜硫酸吸收剂的含量为93(wt)（4）塔底出口液体(即循环液)的组成如下表4-5循环液组成组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵合计%（wt）68.530.030.020.0160.530.90100（5）进塔气温度l80，出塔气温度76，新鲜硫酸吸收剂温度30（6）塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa图2 氨中和塔局部流程1氨中和塔； 2循环冷却器4.3.2物料衡算（1）排出的废液量及其组成进塔气中含有 425.17kg/h的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵氨和硫酸反应的方程式：的生成量，即需要连续排出的的流量为：塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为:排放的废液中各组分的量： H2O：AN：CAN：HCN：H2SO4：(NH4)2SO4：（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的H2SO4）的量为：（3）出塔气体中各组分的量C3H6：966.98kg/h=23.02kmol/hC3H8: 1294.53kg/h=29.42kmol/hO2：2950.40kg/h=92.20kmol/hN2：40391.12kg/h=1442.54kmol/hAN：5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/hACN：717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/hACL：65.53kg/h=1.17kmol/hHCN：877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/hCO2：2640.84kg/h=60.02kmol/hH2O：17306.64+1346.450.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h4.3.3热量衡算（1）出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为：PH2O=yH2OP=0.2980.122=0.0364MPa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：入塔喷淋液的硫酸铵含量为：表4-6硫酸铵上方的饱和蒸汽压：含 量温 度404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和PH2O的值，内插得到出：塔气的温度为76.7（2）入塔喷淋液温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7，故为70（3）塔釜排出液温度yH2O=0.3452入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH2OP=0.34520.142=0.049MPa在釜液(NH4)2SO4含量()下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.53，设塔釜液温度比饱和温度低2.53 即81。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80时每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为()，所以釜液温度控制81不会有硫酸铵结晶析出。（4）热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量图3 氨中和塔的热量衡算1氨中和塔； 2循环冷却器作图的虚线方框列热平衡方程得Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9入塔气体带入热入塔气体带入热量Q1=2.53106kJ/h出塔气体带出热表4-7各组分在076.7的平均比热容组分C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO21.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.981.715+1294.531.966+2950.40.9414+40391.121.046+13740.061.883+1.3475307.24+1.393877.72+1.406717.69+1.34365.53+0.9212640.84) (76.7-0)=87003.3876.7=6673159kJ/h蒸汽在塔内冷凝放热蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽=17306.64-13740.06=3566.58kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kgQ3=3566.582246.6=8012678.63kJ/h有机物冷凝放热AN的冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为 615kJ/kgACN的冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为 728kJ/kgHCN的冷凝量0.85kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kgQ4=1.6615+1.07728+0.85878.6=2509.77kg/h氨中和放热每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ6=0.931346.45749=937896.68kJ/h塔釜排放的废液带出热量塔釜排放的废液中，H2O与的(NH4)2SO4的摩尔比为 ，查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为Q7=5341.943.347(80-0)=1430357.85kJ/h新鲜吸收剂带入热的比热容为Q8=1346.451.603(30-0)=64750.78kJ/h循环冷却器热负荷因操作温度不高，忽略热损失把有关数据代入热平衡方程解得： 循环冷却器的冷却水用量设循环冷却器循环水上水温度32，排水温度36则冷却水量为：（5）循环液量循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，70循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得：m3.368t+9267=(m+192.7) 3.36470 (1)对循环冷却器列热平衡得:m3.34781m3.368t=6868188.01 (2)联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/h 4.4换热器物料衡算和热量衡算 图44.4.1计算依据进口气体76.7，组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40，操作压力115.5kPa4.4.2物料衡算表4-8进口气组成及流量组分C3H6C3H8O2N2ANACN流量kmol/h23.0229.4292.201442.54100.0217.50组分ACLHCNCO2H2O合计流量kmol/h1.1732.5160.02763.342561.74出口气体温度40， 40饱和蒸汽压力为设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h故，蒸汽的冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下表：表4-9换热器气体方(壳方)的物料平衡组分C3H6C3H8H2OO2N2AN流量kmol/h23.029.4122.792.21442.5100组分ACNHCNACLCO2冷凝水合计流量kmol/h17.5032.511.1760.0640.72561.74.4.3热量衡算（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热）Q1=6673159kJ/h（2）蒸汽冷凝放出热40水汽化热为2401.1kJkgQ2=11532.62401.1=27690925.86kJ/h（3）冷凝液带出热Q3=11532.064.184(40-0)=1930005.56kJ/h（4）出口气体带出热表4-10出口气体各组分在040的平均摩尔热容组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4=（23.061.92+29.472.38 +36.75122.7+92.229.46+1442.529.29+63.35100+17.5052.09+32.5162.76+1.1765.61+60.038.66）(40-0)=2588466.41kJ/h（5）热衡算求换热器热负荷平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入数据求得：Q5=29845612.89kJ/h4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算4.5.1计算依据图5 水吸收塔的局部流程（1）入塔气流量和组成与换热器出口相同（2）入塔器温度40，压力112Kpa；出塔气温度10，压力101Kpa（3）入塔吸收液温度5（4）出塔AN溶液中含AN 1.8%（wt）4.5.2物料衡算（1）进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同进口气量=2342+29.444+122.718+92.232+1442.528+10053+17.541+32