毕业论文-年产6万吨丙烯腈合成工段的初步设计

届毕业论文年产6万吨丙烯腈合成工段的初步设计系、部材料与化学工程学院学生姓名指导教师职称专业化学工程与工艺班级完成时间摘要丙烯腈是石油化学工业的重要产品，是合成聚丙烯腈纤维，丁腈橡胶和合成塑料的重要单体。本文采用的是原料来源丰富、操作简单的丙烯氨氧化法生产丙烯腈。通过对从原料的处理到丙烯腈的合成工段的主要单元进行物料和热量衡算，对空气加热器、丙烯蒸发器、氨蒸发器的工艺计算，算出了部分设备的换热面积，完成了对丙烯腈合成工段的初步设计。关键词丙烯腈；丙烯氨氧化法；生产；设计ABSTRACTACRYLONITRILEISANIMPORTANTPRODUCTFORTHEPETROCHEMICALINDUSTRY,SYNTHETICACRYLICFIBER,ACRYLONITRILEBUTADIENERUBBERANDSYNTHETICPLASTICSIMPORTANTMONOMERSTHISARTICLEISARICHSOURCEOFRAWMATERIALS,PRODUCTIONOFAMMONIAOXIDATIONOFPROPYLENENITRIDEFROMRAWMATERIALSHANDLINGTOTHESYNTHESISOFACRYLONITRILEUNITSMAINUNITFORMATERIALANDENERGYBALANCE,AIRHEATERS,PROPYLENEEVAPORATOR,AMMONIAEVAPORATORPROCESSCALCULATION,WORKEDOUTSOMEOFTHEEQUIPMENTOFTHEHEATTRANSFERAREA,COMPLETEDTHEPRELIMINARYDESIGNOFTHERAWMATERIALPROCESSKEYWORDSACRYLONITRILEPROPYLENEAMMONIAOXIDATION；PRODUCTION；DESIGN目录1丙烯腈的概论111丙烯系产品的生产112丙烯氨氧化生产丙烯腈2121丙烯腈的性质和用途2122丙烯腈的生产方法3123反应原理3124操作条件4125工艺流程6126典型设备流化床反应器82总体方案工艺设计1021设计任务1022流程确定103工艺设计计算1231物料衡算与热量衡算12311反应器的物料衡算和热量衡算12312废热锅炉的物料衡算和热量衡算15313空气饱和塔物料衡算和热量衡算16314氨中和塔物料衡算和热量衡算18315换热器物料衡算和热量衡算22316水吸收塔物料衡算和热量衡算22317空气水饱和塔釜液槽24318丙烯蒸发器热量衡算25319丙烯过滤器热量衡算253110氨蒸发器热量衡算263111气氨过热器263112混合器263113空气加热器的热量衡算2732主要设备的工艺计算28321流化床合成反应器28322空气饱和塔29323丙烯蒸发器324车间布置设计3441厂房建筑3442生产操作3443设备装修3444安全要求3545车间布置说明355环境保护和安全措施要求3651丙烯腈生产中的三废处理3652生产安全及防护措施366结论38参考文献39致谢40附录411丙烯腈的概论丙烯腈是一种无色、易燃易爆有刺激性臭味的液体，能自聚，在常温、常压下呈黄色。由于含有CN，因此其有剧毒，空气中最高允许浓度为45PPM。它是重要的基本有机原料之一，它与丁二烯共聚生成丁腈橡胶，是三大合成材料的重要单体。丙烯腈其用途十分广泛。世界上大多数国家50以上的丙烯腈用于生产腈纶纤维。我国用于生产腈纶的丙烯腈占80以上。此外，丙烯腈还用于生产ABS、AS、丙烯酰胺、丁腈橡胶及丁腈胶乳、己二腈/己二胺、丙烯腈阻隔性树脂、聚丙烯腈碳纤维等。生产丙烯腈的方法主要有环氧乙烷法、乙炔法及丙烯氨氧化法。前两种方法因为原料昂贵，需要剧毒的HCN为原料，生产成本高，从而限制了丙烯腈生产的发展。而丙烯氨氧化法具有原料价廉易得，可一步合成、投资少、生产成本低等优点得到广泛应用。此次设计采用的是丙烷氨氧化法即丙烷在催化剂的作用下与氨和氧气（或空气）反应合成丙烯腈。11丙烯系产品的生产丙烯的主要来源有两个，一是由炼油厂裂化装置的炼厂气回收；二是在石油烃裂解制乙烯时联产所得。丙烯大部分一直来自炼油厂，近年来，由于裂解装置建设较快，丙烯产量相应提高较快。和世界市场一样，近年来我国丙烯的发展速度也逐渐超过了乙烯。2000年，我国乙烯需求量47889万吨，而丙烯的需求量却达到49885万吨，首次超过乙烯，之后丙烯的需求量一种保持在乙烯之上。与乙烯相似，由于丙烯分子中含有双键和活泼氢，所以具有很高的化学反应活性。在工业生产中，利用丙烯的加成反应、氧化反应、羧基化、烷基化及其聚合反应等，可得一系列有价值的衍生物。丙烯是重要的有机化工原料，用于生产聚丙烯、异丙苯、羰基醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸、异丙醇等。聚丙烯是我国丙烯最大的消费衍生物。2003年，我国聚丙烯的产量为4455万吨，消耗丙烯约4440万吨，约占全国丙烯总消费量的721，；2004年我国聚丙烯产量为4749万吨，消耗丙烯约4800万吨，比2003年增长约81；丙烯腈是我国丙烯的第二大衍生物，2003年，我国丙烯腈的产量约为560万吨，消费丙烯约627万吨，约占全国丙烯总消费量的102；2004年产量约为580万吨，消费丙烯约为650万吨，比2003年增长约37；环氧丙烷是我国丙烯的第三大消费衍生物，2003年，全国环氧丙烷的产量约为398万吨，消耗丙烯约358万吨，约占全国丙烯总消费量的58；2004年产量约为420万吨，消耗丙烯约378万吨，比2003年增长约131；丁醇和辛醇也是丙烯的主要衍生物之一，2003年我国丁辛醇的产量合计约为4535万吨,共消耗丙烯约407万吨,约占全国丙烯总消费量的66；2004年产量合计为4491万吨，共消耗丙烯约403万吨，比2003年减少约10；2003年用于生产其它化工产品如苯酚、丙酮和丙烯酸等方面的丙烯消费量约为109万吨，约占全国丙烯总消费量的18；2004年消费量约为115万吨。目前我国丙烯主要衍生物的自给率还很低，需大量进口来维持国内的供需平衡，这给我国的丙烯生产提供了广阔的发展空间。然而，这些发展空间并非国内公司所能独享，而将给国内外石化公司带来共同的发展机遇。实际上，目前我国周边主要的丙烯生产国和地区都处于丙烯及其衍生物的净出口地位，大量向我国出口。中东地区新增丙烯生产能力的很大一部分也瞄准我国市场，因此未来国内市场面临激烈的竞争。12丙烯氨氧化生产丙烯腈121丙烯腈的性质和用途丙烯腈在常温下是无色透明液体，味甜，微臭，沸点775，凝固点833，闪点0，自燃点481。可溶于有机溶剂如丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇中，与水部分互溶，20时在水中的溶解度为73W，水在丙烯腈中的溶解度为31W。其蒸气与空气形成爆炸混合物，爆炸极限为305175V。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会形成二元共沸混合物，和水的共沸点为71，共沸物中丙烯腈的含量为88W，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。丙烯腈剧毒，其毒性大约为氢氰酸毒性的十分之一，能灼伤皮肤，低浓度时刺激粘膜，长时间吸入其蒸气能引起恶心，呕吐、头晕、疲倦等，因此在生产、贮存和运输中，应采取严格的安全防护措施，工作场所内丙烯腈允许浓度为0002MG/L。丙烯腈分子中有双键和氰基两种不饱和键，化学性质很CCN活泼，能发生聚合、加成、水解、醇解等反应。聚合反应发生在丙烯腈的CC双键上，纯丙烯腈在光的作用下就能自行聚合，所以在成品丙烯腈中，通常要加入少量阻聚剂，如对苯二酚甲基醚阻聚剂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，由此可制得各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈是三大合成的重要单体，目前主要用它生产聚丙烯腈纤维商品名叫“腈纶”。其次用于生产ABS树脂丙烯腈丁二烯苯乙烯的共聚物，和合成橡胶丙烯腈丁二烯共聚物。丙烯腈水解所得的丙烯酸是合成丙烯酸树脂的单体。丙烯腈电解加氢，偶联制得的己二腈，是生产尼龙66的原料。122丙烯腈的生产方法1960年以前，丙烯腈的生产方法有三种。1环氧乙烷法以环氧乙烷与氢氰酸为原料，经两步反应合成丙烯腈。H2COH2HCNNA2CO3506OHCNC2H2MG2CO3200CH2CHNH2O2乙醛法HCNNA2OH10CH3CHNOCH2CHNH3PO46070H2OCH3O3乙炔法CHCHHCNCUL2NH4CLHCL809CH2CHN1952年以后世界各国相继建立了乙炔与氢氰酸合成丙烯腈的工厂。本方法比上两法技术先进、工艺过程简单，但丙烯腈分离提纯较为困难，需大量电能生产电石。虽然这一方法曾被世界各国普遍采用，但生产发展受到地区资源的限制。由于以上生产方法原料贵，需用剧毒的HCN为原料引进CN基，生产成本高。限制了丙烯腈生产的发展。1959年开发成功了丙烯氨氧化步合成丙烯睛的新方法，该法具有原料价廉易得、工艺流程简单、设备投资少、产品质量高、生产成本低等许多优点，使其1960年就在工业生产上应用，很快取代了乙炔法，迅速推动了丙烯腈生产的发展，成为世界各国生产丙烯腈的主要方法。123反应原理1主、副反应主反应CHCHCH3NH33/2O2CH2CHCN3H2O丙烯、氨、氧在一定条件下发生反应，除生成丙烯腈外，尚有多种副产物生成。副反应CH2CHCH33NH33O23HCN6H2O氢氰酸的生成量约占丙烯腈质量的1/6。CH2CHCH33/2NH33/2O23/2CH3CN3H2O乙腈的生成量约占丙烯腈质量的1/7。CH2CHCH3O2CH2CHCHOH2O丙烯醛的生成量约占丙烯腈质量的1/100CH2CHCH39/2O23CO23H2O二氧化碳的生成量约占丙烯腈质量的1/4，它是产量最大的副产物。上述副反应都是强放热反应，尤其是深度氧化反应。在反应过程中，副产物的生成，必然降低目的产物的收率。这不仅浪费了原料，而且使产物组成复杂化，给分离和精制带来困难，并影响产品质量。为了减少副反应，提高目的产物收率，除考虑工艺流程合理和设备强化外，关键在于选择适宜的催化剂，所采用的催化剂必须使主反应具有较低活化能，这样可以使反应在较低温度下进行，使热力学上更有利的深度氧化等副反应，在动力学上受到抑制。2催化剂工业上用于丙烯氨氧化反应的催化剂主要有两大类，一类是复合酸的盐类钼系，如磷钼酸铋、磷钨酸铋等；另一类是重金属的氧化物或是几种金属氧化物的混合物锑系，例如SB、MO、BI、V、W、CE、U、FE、CO、NI、TE的氧化物，或是SBSN氧化物，SBU氧化物等。我国目前采用的主要是第一类催化剂。钼系代表性的催化剂有美国SOHIO公司的C41、C49及我国的MB82、MB86。一般认为，其中MOBI是主催化剂，PCE是助催化剂，具有提高催化剂活性和延长催化剂寿命的作用。按质量计，MOBI占活性组分的大部分，单一的MOO3虽有一定的催化活性，但选择性差，单一的BI03对生成丙烯腈无催化活性，只有二者的组合才表现出较好的活性、选择性和稳定性。单独使用PCE时，对反应不能加速或极少加速，但当它们和MOBI配合使用时，能改进MOBI催化剂的性能。一般来说，助催化剂的用量在5以下。载体的选择也很重要，由于反应是强放热，所以工业生产中采用流化床反应器。流化床反应器要求催化剂强度高，耐磨性能好，故采用粗孔微球型硅胶作为催化剂的载体。124操作条件1原料纯度原料丙烯是从烃类裂解气或催化裂化气分离得到，其中可能含有的杂质是碳二、丙烷和碳四，也可能有硫化物存在。丙烷和其它烷烃对反应没有影响，它们的存在只是稀释了浓度，实际上含丙烯50的丙烯丙烷馏分也可作原料使用。乙烯在氨氧化反应中不如丙烯活泼，因其没有活泼的H，一般情况下，少量乙烯存在对反应无不利影响。但丁烯或更高级烯烃存在会给反应带来不利，因为丁烯或更高级烯烃比丙烯易氧化，会消耗原料中的氧，甚至造成缺氧，而使催化剂活性下降；正丁烯氧化生成甲基乙烯酮（沸点80），异丁烯氨氧化生成甲基丙烯腈（沸点90），它们的沸点与丙烯腈沸点接近，会给丙烯腈的精制带来困难。因此，丙烯中丁烯或更高级烯烃含量必须控制。硫化物的存在，会使催化剂活性下降，应预先脱除。2原料的配比合理的原料配比，是保证丙烯腈合成反应稳定、副反应少、消耗定额低，以及操作安全的重要因素。因此，严格控制投入反应器的各物料流量是很重要的。A丙烯与氨的配比（氨比）在实际投料中发现，当氨比小于理论值11时，有较多的副产物丙烯醛生成，氨的用量至少等于理论比。但用量过多也不经济，既增加了氨的消耗量，又增加了硫酸的消耗量，因为过量的氨要用硫酸去中和，所以又加重了氨中和塔的负担。因此，丙烯与氨的摩尔比，应控制在理论值或略大于理论值，即丙烯氨1112左右。B丙烯与空气的配比（氧比）丙烯氨氧化所需的氧气是由空气带入的。目前，工业上实际采用的丙烯与氧的摩尔比约为L23（大于理论值115），采用大于理论值的氧比，主要是为了保护催化剂，不致因催化剂缺氧而引起失活。反应时若在短时间内因缺氧造成催化剂活性下降，可在540温度下通空气使其再生，恢复活性。但若催化剂长期在缺氧条件下操作，虽经再生，活性也不可能全部恢复。因此，生产中应保持反应后气体中有2（按体积计）的含氧量。但空气过多也会带来一些问题，如使丙烯浓度下降，影响反应速度，从而降低了反应器的生产能力；促使反应产物离开催化剂床层后，继续发生深度氧化反应，使选择性下降；使动力消耗增加；使反应器流出物中产物浓度下降，影响产物的回收。因此，空气用量应有一适宜值。C丙烯与水蒸气的配比（水比）丙烯氨氧化的主反应并不需要水蒸气参加。但根据该反应的特点，在原料中加入一定量水蒸气有多种好处，如可促使产物从催化剂表面解吸出来，从而避免丙烯腈的深度氧化；若不加入水蒸气，原料混合气中丙烯与空气的比例正好处于爆炸范围内，加入水蒸气对保证生产安全有利；水蒸气的热容较大，又是一种很好的稀释剂，加入水蒸气可以带走大量的反应生成热，使反应温度易于控制；加入水蒸气对催化剂表面的积炭有清除作用。另一方面，水蒸气的加入，势必降低设备的生产能力，增加动力消耗。当催化剂活性较高时，也可不加水蒸气。因此，发展趋势是改进催化剂性能，以便少加或不加水蒸汽。从目前工业生产情况来看，当丙烯与加入水蒸气的摩尔比为13时，综合效果较好。3反应温度温度是影响丙烯氨氧化的一个重要因素。当温度低于350时，几乎不生成丙烯腈。要获得丙烯腈的高收率，必须控制较高的反应温度。温度的变化对丙烯的转化率、丙烯腈的收率、副产物氢氰酸和乙腈的收率以及催化剂的空时收率都有影响。当反应温度升高时，丙烯转化率、丙烯腈收率都明显地增加，而副产物乙腈和氢氰酸收率则有所增加。随着温度的升高，丙烯腈收率和乙腈收率都会出现一个最大值，丙烯腈收率的最大值所对应的温度大约在460左右，乙腈收率最在值所对应的温度大约在417左右。生产中通常采用在460左右进行操作。另外，在457以上反应时，丙烯易于与氧作用生成大量CO2，放热较多，反应温度不易控制。再者，过高的温度也会使催化剂的稳定性降低。4接触时间丙烯氨氧化反应是气固相催化反应，反应是在催化剂表面进行的。因此，原料气和催化剂必须有一定的接触时间，使原料气能尽量转化成目的产物。一般说来，适当增加接触时间，可以提高丙烯转化率和丙烯腈收率，而副产物乙腈、氢氰酸和丙烯醛的收率变化不大，这对生产是有利的。但是，增加接触时间是有限度的，过长的接触时间会使丙烯腈深度氧化的机会增大，反而使丙烯腈收率下降。同时，过长的接触时间，还会降低设备的生产能力，而且由于尾气中氧含量降低而造成催化剂活性下降，故接触时间一般为5L0S。5反应压力丙烯氨氧化生产丙烯腈是体积缩小的反应，提高压力可增大反应的平衡转化率。同时，提高压力也可增加气体的相对密度，相应地可增加设备的生产能力。但实验表明，加压反应的效果不如常压理想。这可能是由于加压对副反应更有利，反而降低了丙烯腈的收率。因此，一船采用常压操作，适当加压只是为了克服后部设备及管线的阻力。125工艺流程丙烯氨氧化生产丙烯腈的工艺流程如图11所示。图11丙烯氨氧化法合成丙烯腈工艺流程图1反应器；2旋风分离器；3、10、11、16、22、25塔顶气体冷凝器；4急冷塔；5水吸收塔；6急冷塔釜液泵；7急冷塔上部循环泵；8回收塔；9、20塔釜液泵；12、17分层器；13、19油层抽出泵；14乙腈塔；15脱氰塔；18、24、30塔底再沸器；21成品塔；23成品塔侧线抽出冷却器；26吸收塔侧线采出泵；27吸收塔侧线冷却器；28氨蒸发器；29丙烯蒸发器原料丙烯经蒸发器（29）蒸发，氨经蒸发器（28）蒸发后，进行过热、混合，从流化床底部经气体分布板进入反应器（1），原料空气经过滤由空压机送入反应器（1）锥底，原料在催化剂作用下，在流化床反应器中进行氨氧化反应。反应尾气经过旋风分离器（2）捕集生成气夹带的催化剂颗粒，然后进入尾气冷却器（3）用水冷却，再进入急冷塔（4）。氨氧化反应放出大量的热，为了保持床层温度稳定，反应器中设置了一定数量的U型冷却管，通入高压热水，借水的汽化潜热移走反应热。经反应后的气体进入急冷塔（4），通过高密度喷淋的循环水将气体冷却降温。反应器流出物料中尚有少量未反应的氨，这些氨必须除去。因为在氨存在下，碱性介质中会发生一些不希望发生的反应，如氢氰酸的聚合、丙烯醛的聚合、氢氰酸与丙烯醛加成为氰醇、氢氰酸与丙烯腈加成为丁二腈，以及氨与丙烯腈反应生成氨基丙腈等。生成的聚合物会堵塞管道，而各种加成反应会导致产物丙烯腈和副产物氢氰酸的损失。因此，冷却的同时需向塔中加入硫酸以中和未反应的氨。工业上采用硫酸浓度为15W左右，中和过程也是反应物料的冷却过程，故急冷塔也叫氨中和塔。反应物料经急冷塔除去未反应的氨并冷至40左右后，进入水吸收塔（5），利用合成气体中的丙烯腈、氢氰酸和乙腈等产物，与其它气体在水中溶解度相差很大的原理，用水作吸收剂回收合成产物。通常合成气体由塔釜进入，水由塔顶加入，使它们进行逆流接触，以提高吸收效率。吸收产物后的吸收液应不呈碱性，含有氰化物和其它有机物的吸收液由吸收塔釜泵送至回收塔（8）。其它气体自塔顶排出，所排出的气体中要求丙烯腈和氢氰酸含量均小于2L05。丙烯腈的水溶液含有多种副产物，其中包括少量的乙腈、氢氰酸和微量丙烯醛、丙腈等。在众多杂质中，乙腈和丙烯腈的分离最困难。因为乙腈和丙烯腈沸点仅相差4，若采用一般的精馏法，据估算精馏塔要有150块以上的塔板，这样高的塔设备不宜用于工业生产中。目前在工业生产中，一般采用共沸精馏。在塔顶得丙烯腈与水的共沸物，塔底则为乙腈和大量的水。利用回收塔（8）对吸收液中的丙烯腈和乙腈进行分离，由回收塔侧线气相抽出的含乙腈和水蒸气的混合物送至乙腈塔（14）釜，以回收副产品乙腈；乙腈塔顶蒸出的乙腈水混合蒸汽经冷凝、冷却后送至乙腈回收系统回收或者烧掉。乙腈塔釜液经提纯可得含少量有机物的水，这部分水再返回到回收塔（8）中作补充水用。从回收塔顶蒸出的丙烯腈、氢氰酸、水等混合物经冷凝、冷却进入分层器（12）中。依靠密度差将上述混合物分为油相和水相，水相中含有一部分丙烯腈、氢氰酸等物质，由泵送至脱氰塔（14）以脱除氢氰酸。回收塔釜含有少量重组分的水送至废水处理系统。含有丙烯腈、氢氰酸、水等物质的物料进入脱氰塔（15）中，通过再沸器加热，使轻组分氢氰酸从塔顶蒸出，经冷凝、冷却后送去再加工。由脱氰塔侧线抽出的丙烯腈、水和少量氢氰酸混合物料在分层器（17）中分层，富水相送往急冷塔或回收塔回收氰化物，富丙烯腈相再由泵送回本塔进一步脱水，塔釜纯度较高的丙烯腈料液由泵送到成品塔（21）。由成品塔顶蒸出的蒸汽经冷凝后进入塔顶作回流，由成品塔釜抽出的含有重组分的丙烯腈料液送入急冷塔中回收丙烯腈，由成品塔侧线液相抽出成品丙烯腈经冷却后送往成品中间罐。126典型设备流化床反应器丙烯氨氧化的反应装置多采用流化床反应器，其结构如图12所示。流化床反应器按其外形和作用分为三个部分，即床底段、反应段和扩大段。床底段为反应器的下部，许多流化床的底部呈锥形，故又称锥形体，此部分有气体进料管、防爆孔、催化剂放出管和气体分布板等部件。床底段主要起原料气预分配的作用，气体分布板除使气体均匀分布外，还承载催化剂的堆积。反应段是反应器中间的圆筒部分，其作用是为化学反应提供足够的反应空间，使化学反应进行完全。催化剂受气体的吹动而呈流化状，主要集中在这一部分，催化剂粒子的聚集密度最大，故又称浓相段。为排出反应放出的热量，在浓相段设置一定数量的垂直U形管，管中通入高压软水，利用水的汽化带出反应热，产生的蒸汽可作能源。扩大段是指反应器上部比反应段直径稍大的部分，其中安装了串联成二级或三级的旋风分离器，它的主要作用是回收气体离开反应段时带出的一部分催化剂。在扩大段中催化剂的聚集密度较小，故也称为稀相段。图12丙烯氨氧化流化床反应器结构图1第一级旋风分离器；2第二级旋风分离器；3第三级旋风分离器；4三级料腿；5二级料腿；6一级料腿；7气体分布板；2总体方案工艺设计21设计任务（1）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）生产能力年产60000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18WT。22流程确定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过热到需要的温度后进入混合器经过压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，经过空气加热器预热到一定的温度再进入混合器。混合气出口的高温气体经过废热锅炉回收热量，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，中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经过循法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铵的废液，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18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。物料流程图如下图21物料流程图3工艺设计计算31物料衡算与热量衡算按年工作日300天，丙烯腈损失率31，设计裕量6计算，丙烯腈小时产量为6000010001061031/30024910717KG/H。311反应器的物料衡算和热量衡算1计算依据A丙烯腈产量9107KG/H，即1718KMOL/HB原料组成（摩尔分数）含C3H685，C3H815C进反应器的原料配比（摩尔比）为C3H6NH3O2H2O1105233D反应后各产物的单程收率如表31所示表31反应后各产物的单程收率物质丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈（ACN）丙烯醛（ACL）CO2摩尔收率0600650070007012E操作压力进口0203MPA，出口0162MPAF反应器进口温度110，反应温度470，出口气体温度360。2物料衡算A反应器进口原料气中各组分的流量C3H61718/062863KMOL/H120261KG/HC3H82863/085015505KMOL/H2223KG/HNH328631053006KMOL/H5110KG/HO22863236585KMOL/H21072KG/HH2O286338589KMOL/H154602KG/HN26585/02107924772KMOL/H69392KG/HB反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈1718KMOL/H91054KG/H乙腈3/228630073006KMOL/H1233KG/H丙烯醛286300072KMOL/H1122KG/HCO2328630121031KMOL/H453KG/HHCN3286300655583KMOL/H1507KG/HC3H8505KMOL/H2223KG/HN224772KMOL/H69362KG/HO265853/217185583230069/32103071583KMOL/H5066KG/HC3H628631/3558322/3300617181/310373949KMOL/H1659KG/HNH330061718300655,834291KMOL/H7295KG/HH2O85893171823006255831030721651KMOL/H29720KG/HC反应器物料平衡表如表32表32反应器物料平衡表反应器进口反应器出口组分流量和组成KMOL/HKG/HMOLWTKMOL/HKG/HMOLWTC3H628631202661809603939165908261325C3H850522231090177550522231061774NH33006511064904074291729308990582O2658521072142216821583506633144048H2O85891546021854123416512972034522372N2247726936254385539247726936251805538AN000017189105435917271ACN0000300612330628909843HCN00005583150711681231ACL000021122004200896CO200001037453021553621合计154404175001001004782125240100100（3）热量衡算各物质0T的平均定压比热容如表33所示表33各物质0T的平均定压比热容CP/KJ/KGKA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的平均比热容用0T的平均比热容代替，误差不大，因此，H1120261841222320551102301210720941693621046154602188325110136107KJ/HH217181035125300610336235583103315121033531103271036411786108KJ/HH316592929222333477295293950661046693621109297202092910542209123321015071724112221724530121347025838107KJ/HHH1H2H313610717681088381071066108KJ/H物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANCNACNCLCO2011018412052301094110461883036026783013263610041088200818741340193319661130CP04702929334729391046110922092029172421021721213110C，反应器入口混合气470C，浓相段出口混合气25C，浓相段出口混合气25C，反应器入口混合气H1H2H3H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Q100510661081013108KJ/H浓相段换热装置产生0405MPA的饱和蒸汽（饱和温度143），143饱和蒸汽焓I2736KJ/KG143饱和水焓IH2O6012KJ/KG产生的蒸汽量1013108/2736601247450KG/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Q116592929222333477295293950661046693621109297202092910542209123321015071724112221724530121347008846107KJ/H离开稀相段的气体带出热为Q21659292922233347729529395066104669362110929720209291054220912332101507172411222172453012133600650107KJ/H热损失取4，则稀相段换热装置的热负荷为Q31004Q1Q2100488461076501072252107KJ/H稀相段换热装置产生0405MPA的饱和蒸汽量为G2252107/2736601210550KG/H312废热锅炉的物料衡算和热量衡算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0162MPAC出口气体温度180，压力0152MPAD锅炉水侧产生0405MPA的饱和蒸汽2热衡算以0气体为衡算基准，各物质的平均比热容为表34所示。表34各物质0180的平均比热容A入口气体带入热（等于反应器稀相段的气体带出热）Q165107KJ/H物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP20712343240609621054192515521485160715861004B出口气体带出热Q21659292922233347729529395066104669362110929720209291054220912332101507172411222172453012131800304107KJ/HC热衡算求需要取出的热量Q按热损失10计,需要取出的热量为Q09Q1Q2096501073041073114107KJ/HD产生蒸汽量产生0405MPA的饱和蒸汽量为G3114107/2736601214590KG/H313空气饱和塔物料衡算和热量衡算1计算依据A入塔空气压力0263MPA，出塔空气压力0243MPA。B空压机入口空气温度30，相对湿度80，空压机出口气体温度170。C饱和塔气、液比为1524（体积比），饱和度081。D塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105，组成如表35所示表35塔顶喷淋液各组成E塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O26585KMOL/H即21072KG/HH2O24772KMOL/H即69362KG/HN28589KMOL/H即154602KG/H2物料衡算A进塔空气量进塔干空气量65852477231357KMOL/H90420KG/H查得30，相对湿度80时空气湿含量为0022KG水气/KG干空气，因此，进塔空气带入的水蒸汽量为0022904201990KG/HB进塔热水量气液比为1512，故进塔喷淋液量为658524772224273170/27301013/02631/15242975M3/H塔顶喷淋液（105）的密度为958KG/M3,因此进塔水的质量流量为2975958285000KG/HC出塔湿空气量组分ANACN氰醇ACLH2O合计WT00050008000050000299986100出塔气体中的O2、N2、H2O的量与反应器入口气体相同，因而O26585KMOL/H即21072KG/HH2O24772KMOL/H即69362KG/HN28589KMOL/H即15460,2KG/HD出塔液量塔内水蒸发量1546021990134702KG/H出塔液流量285000134702271530KG/HE饱和塔物料如下表36表36饱和塔物料平衡表成分入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排出液KMOL/HKG/HMOLWTKMOL/HKG/HMOLWTKG/HWTKG/HWT2O65852107220422886585210721648199000002N2477269362767575322477269362620165500000H2921116580885188589154602215114602859609998627148999985AN00000000142500051425000525ACN00000000228000822800084氰醇000000000143000050143000053ACL000000000057000020057000021合计1001001001002850001002715301003热衡算A空气饱和塔出口气体温度从物料平衡表得知，空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为0215，根据分压定律，蒸汽的实际分压为PH2OYH2OP02150243005655MPA因饱和度为081，所以饱和蒸汽分压应为005655/08100698MPA69800PA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B入塔热水温度入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105C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A170进塔空气带入热量Q1170蒸汽焓值为27733KJ/KG，干空气在0170的平均比热容为1004KJ/KGK。Q121072693621004170016582773320107KJ/HB出塔湿空气带出热量Q290蒸汽焓2660KJ/KG，空气比热容取1004KJ/KGK。Q221072693621004900154602660493107KJ/HC105入塔喷淋液带入热量Q3Q3285000418410501252108KJ/HD求出塔热水温度T出塔热水带出热量Q4273504184T1136080T热损失按5计，则Q50052010799371075969106KJ/H热平衡方程Q1Q3Q2Q4Q5代入数据59691067102827094T68解得T79因此，出塔热水温度为79。314氨中和塔物料衡算和热量衡算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在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵。C新鲜硫酸吸收剂的含量为93（WT）。D塔底出口液体（即循环液）的组成如表37表37塔底出口液体的组成组分H2OANACNHCNH2SO4NH4SO4合计WT68530030020016053090100E进塔气温度180，出塔气温度76，新鲜硫酸吸收剂温度30。F塔顶压力0122MPA，塔顶压力0142MPA。2物料衡算排除的废液量及其组成进塔气中含有7295KG/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如下2NH3H2SO4NH4SO4NH4SO4的生成量，即需要连续排出的NH4SO4流量为7295132/2172836KG/H塔底排出液中，NH4SO4的含量为309（WT），因此，排放的废液量为2836/03099178KG/H排放的废液中，各组分的量H2O9178068536290KG/HAN9178000032753KG/HACN9178000021836KG/HHCN91780000161468KG/HH2SO4917800054589KG/H917803092836KG/HSONA需补充的新鲜硫酸吸收剂（93H2SO4）的量为91780005729598/34/0932312KG/HB出塔气体中各组分的量1659KG/H63C2223KG/H85066KG/H2O69362KG/HNAN9105427539103KG/HACN123318361231KG/HHCN150714681505KG/H4530KG/H2COH2O出塔气中的水入塔气中带入水新鲜吸收剂带入水废液排出的水297202312007629023592KG/H3热衡算A出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为PH2OYH2OP02980012200363MPA设饱和度为098，则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为PH2O003636/098003710MPA入塔喷淋液的硫酸铵含量为100309/685345GNH42SO4/100GH2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表。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。B入塔喷淋液的温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低6,故为70。C塔釜排出液温度表38硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPANH42SO4含量/GNH42SO4/GH2O温度/4045507080900027960042520062900275600419006199002716004129006109D热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量Q1Q3Q4Q5Q6Q8Q7Q2Q9A入塔气体带出热Q1入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同。Q1304107KJ/HB出塔气体带出热Q2，各组分在076的平均比热容的值表39各组分在076的平均比热容的值Q21659292922233347729529395066104669362110929720209291054220912332101507172411222172453012137601135107KJ/HC蒸汽在塔内冷凝放热Q3蒸汽在塔内的冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽29700235746126KG/H蒸汽的冷凝热为22466KJ/KGQ36126224661376108KJ/H物质C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP17151966094141046188313471393140613430921D有机物冷凝放热Q4Q427536151835728148087864238KJ/HE氨气和放热Q5每生成1MOL硫酸铵放热2738KJQ528361000/13227385881106KJ/HF硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749KJ/KGQ62150749161106KJ/HG塔釜排放的废液带出热量Q7根据塔釜排放的废液中H2O与NH42SO4的摩尔比，查氮肥设计手册得此组分的硫酸铵水溶液比热容为3347KJ/（KGK）Q72487105KJ/HH新鲜吸收剂带入热Q830、93H2SO4的比热容为1603KJ/（KGK）。Q8231241603（300）111200KJ/HI求循环冷却器热负荷Q9因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程解得Q93788106KJ/HJ循环冷却器的冷却水用量W设循环冷却器循环水上水温度32，排水温度36。W1298106/41843632776106KG/HE求循环液量M30循环液的比热容为3368KJ/（KGK），循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3364KJ/（KGK）。设循环液流量为MKG/H，循环冷却器出口循环液温度T。对新鲜吸收剂与循环液汇合处列热平衡方程得M3368T3701105M231233647031对循环冷却器列热平衡方程得M334781M3368TQ9378810632解析（31）和（32）得M1080000KG/HT701315换热器物料衡算和热量衡算1计算依据进口气体76，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1155KPA2物料衡算出口气体温度40，40饱和蒸汽压力为5532MMHG7375KPAOHP2设出口气体中含有XKMOL/H的蒸汽，根据分压定律有375109536X解得X219KMOL/H3942KG/H蒸汽的冷凝量为2357439421963KG/H3热量衡算A换热器入口气体带入热Q1946105KJ/HB蒸汽冷凝放热Q2Q219630240114714106KJ/HC冷凝液带出热Q3196304184（400）3285105KJ/HD出口气体带出热Q4表310出口气体各组分在040的平均摩尔热容出口气体各组分在040的平均比热容如下Q44458105KJ/HE热衡算求换热器的热负荷热平衡方程Q1Q2Q3Q4Q5物质C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO2CP6192723829462929367563355209627665613866换热器AN溶液去精制AN溶液来自水吸收塔气体来自氨中和塔气液混合物去水吸收塔76C40C解得Q55075106KJ/H316水吸收塔物料衡算和热量衡算1计算依据A入塔气流量和组成与换热器出口气相同B入塔气温度40,压力112KPA。出塔气温度10，压力101KPAC入塔吸收液温度5D出塔AN溶液中含AN18（WT）（2）物料衡算A进塔物流流量和组成与换热器出口相同B出塔气量和组成设入塔气中的AN、HCN、ACL、CAN等组分全部被水吸收，等组分不溶于水，则出塔气中含有水蒸气63HC832ON2C的量HKGHKMOL/864/7345102出塔气总量为165962223506969362453262583496KG/HC塔顶加入的吸收水量（A）出塔AN溶液总量94296/0018505867KG/H（B）塔顶加入的吸收水量作水吸收塔的总质量衡算得入塔吸收液量塔底AN溶液量出塔气体总量入塔气量凝水量505867834969876019630470970KG/HD塔底AN溶液的组成和量AN溶液中的水塔顶加入的水进塔气液混合物中带入的水出塔气中带出的水470970394019630625493920KG/H3热量衡算A入塔气带入热Q1Q14403105KJ/HB入塔凝水带入热Q2Q21963041844003285105KJ/HC出塔气带出热Q3Q38861105KJ/HD吸收水带入热Q4Q49853105KJ/HE出塔AN溶液带出热Q5Q52094442TF水冷凝放热Q6Q62256033111747105KJ/HGAN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热Q7溶解热冷凝热AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热表311AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热Q7910661091230765711224937150893727974109KJ/HH热衡算求出塔液温度热平衡方程Q1Q2Q3Q4Q6Q7Q3Q5代入数据解得T1533317空气水饱和塔釜液槽（1）空气饱和塔液体进出口流量和液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定；去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定，排污量按乙腈解析塔来的塔釜液量的15考虑；乙腈解析塔塔釜液量和去萃取解析塔的液体量由精致系统的物料衡算确定。（2）物料衡算进料A乙腈解析塔釜液入槽量679800285000394800KG/HB空气饱和塔塔低液入槽量271529102000169529KG/HC入槽软水量XKG/H出料A去水吸收塔液体量470980KG/HB去萃取解析塔液体量180000KG/H做液体釜的总质量平衡得39480169529X47098180000组分ANACNACLHCN冷凝热KJ/KG6109765749379372解得X86651KG/H（3）热量衡算A入槽乙腈解析塔釜液带入热Q11050）1734108KJ/HB入槽软水带入热Q2Q2866514184（300）1088107KJ/HC空气饱和塔底液带入热Q3Q31695294184（790）5604107KJ/HD去吸收塔液体带出热Q4Q44709804184（T0）1970580TKJ/HE去萃取解析塔带出热Q5Q51800004184（T0）753120TKJ/HF热衡算求槽出口液体温度T热损失按5算，热平衡方程为095（Q1Q2Q3）Q4Q5代入数据