化工专业丙烯腈工艺车间设计毕业课程设计

目录1设计任务书22丙烯腈车间工艺设计43前言44丙烯腈工艺设计计算55附表376毕业设计心得39参考文献39燕山大学毕业设计（论文）任务书院（系）基层教学单位学号071610011055学生姓名蔡银辉专业（班级）化学工程与工艺2班设计题目丙烯腈车间工艺设计设计技术参数1生产能力4700吨/年2原料丙烯85，丙烷15（摩尔分率）；液氨1003产品18（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316设计裕量67年操作日300天设计要求1确定设计方案，画出工艺流程草图；2物料衡算，热量衡算3主要设备的工艺设计计算4用CAD绘制工艺流程图一张（用3图纸打印）；5编写设计说明书工作量1设计计算1周2工艺流程图与设计说明书05周3答辩05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，答辩参考资料化工设计，黄璐主编，化学工业出版社，2000年化工工艺设计手册，上海医药管理局编，化学工业出版社，2002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年指导教师签字基层教学单位主任签字燕山大学毕业设计评审意见表指导教师评语该生在毕业设计工作期间态度（认真、较好、一般、较差）；工作（积极主动、较主动、不积极主动）。（能正确、基本能）提出设计方案；相关基础理论（扎实、较扎实、一般、较差）；（基本上、一般地、较好地、出色地）完成了毕业设计任务书所规定的任务。同意参加答辩。设计成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。指导教师年月日评阅人评语说明书书写质量（一般、较好、良好、优秀），逻辑性（一般、较强、强），概念（较清楚、清楚、准确），图表质量（一般、较好、很好），是一篇水平（一般、较好、好、优秀）的毕业设计说明书。评阅成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。评阅人年月日答辩小组评语在答辩过程中，该同学表述（清晰，较清晰，一般，较差），（基本地、一般地，较好地、圆满地）回答了教师所提出的问题。经答辩委员会评议，答辩成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。答辩小组成员签字年月日毕业设计总成绩（优秀、良好、中等、及格、不及格）丙烯腈车间工艺设计摘要设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙烯腈的工艺设计任务。前言丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为3117（体积百分比）；沸点为773，闪点5，自燃点为481。丙烯腈是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维即合成纤维腈纶、丙烯腈丁二烯苯乙烯塑料ABS、苯乙烯塑料和丙烯酰胺丙烯腈水解产物。另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引发剂过氧甲酰作用下可聚合成一线型高分子化合物聚丙烯腈。聚丙烯腈制成的腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯腈与丁二烯共聚生产的丁腈橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法的优点如下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茸的建设投资丙烯腈工艺设计计算1生产能力4700吨/年2原料丙烯85，丙烷15（摩尔分率）；液氨1003产品18（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316设计裕量67年操作日300天丙烯腈工艺流程的确定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。温合器出口气体混合物进入反应器，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左右进人氨中和塔，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古丙烯腈约18的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，湿度升高后去精制工段。二物料衡算和热量衡算11小时生产能力接年工作日300天，丙烯腈损失率31、设计裕量6计算，年产量为4300吨/年，则每天每小时产量为470103179/324KGH12反应器的物料衡算和热量街算1计算依据A丙烯腈产量，即7139/KGH1346/KMOLHB原料组成摩尔分数丙烯85，丙烷15C进反应器的原料配比摩尔比为34320523HNOD反应后各产物的单程收率为物质丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈ACN丙烯醛ACL二氧化碳摩尔收率0600650070007012E操作压力进口0203，出口0162MPAPAF反应器进口气体温度LL0，反应温度470，出口气体温度3602物料衡算A反应器进口原科气中各组分的流量36CH14/0623/94206/KMOLHKGH85173N/38/KLK2O42319650MOHGHH67/219/KLK2N5048431B反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈36/KMOLH7139/KGH乙腈2402656/OLKGH丙烯醛/20K2CO318739/MLHKHN24065/18KOGH389/KOLHG2134/MKHO9567012680724/9/KOLHKG36CH133409/278/KMLK3NH251346736/5712/KMOLHKGH2O72480690/9/KMOLHKG3热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0110、0360、0470的平均定压比热容A浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量各物质25T的平均比热容用OT的平均比热容代替，误差不大，因此，15H942068174625382168094153310KJ/H3333275461807648/3692151291045930897257KJ/H576123H164815031KJ/H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6605908KJ/QH浓相段换热装置产生0405的饱和蒸汽（饱和温度143）MPA143饱和蒸汽焓2736/STEMIKJG143饱和水焓201HO6840190/732KGH产生的蒸汽量B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162978143751293610453032090872725KJ/QH离开稀相段的气体带出热为26197861435712396104531083098829650KJ/H热损失取4，则稀相段换热装置的热负荷为1266640515J/Q稀相段换热装置产生0405的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为MPA65498/2731GKGH23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0263，出塔空气压力0243PAPAB空压机入口空气温度30，相对温度80，空压机出口气体温度170C饱和塔气、液比为1524体积比，饱和度081D塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105，组成如下组分NAC氰醇ACL水合计（WT）00050008000050000299986100E塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为2O519KMOL/H16508KG/H40843H673L/29/即即即2物料街算A进塔空气量51408567/0849/MOLHKGH进塔干空气量查得30，相对湿度80时空气温含量为0022KG水气/KG干空气因此，进塔空气带入的水蒸气量为2791/KGB进塔热水量气、液比为1524，故进塔喷淋液量为327310312456257/264MH塔顶喷淋液105的密度为，因此进塔水的质量流量为958KG/7210HC出塔湿空气量出塔气体中的的量与反应器人口气体相同，因而22ONH、2519KMOL/H16508KG/H40843H673L/9/即即即D出塔液量12587106/62549KGH塔内水蒸发量出塔液流量3热衡算A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6731025194085根据分压定律蒸汽的实际分压为2243HOPYMPA因饱和度为081，所以饱和蒸汽分压应为05/810650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，L05。C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进塔空气带人热量，1Q170蒸汽焓值为，干空气在0L70的平均比热容273/KJG104J/KPC6658415071587231420/QKJHB出塔湿空气带出热量2Q90蒸汽焓，空气比热容取260/KJG104KJ/GKPC62158431504929638410/QKJHC105入塔喷淋液带入热量3Q736091/KJHD求出塔热水温度出塔热水带出热量用表示，则T4425148603QT热损失按5，则652197091/KJH损热平衡方程134Q损代人数据，6765420951380437910T解得T7786因此，出塔热水温度为778624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93WT。D塔底出口液体即循环液的组成如下组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵合计（WT）68530030020016053090100E进塔气温度L80，出塔气温度76，新鲜硫酸吸收剂温度30F塔顶压力0122MPA，塔底压力0142MPA。2物料衡算A排出的废液量及其组成进塔气中含有的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸5712KG/H铵。氨和硫酸反应的方程式32442NHSOS的生成量，即需要连续排出的流量为42NHSO42NHSO1357276/KGH塔底排出液中,的含量为309（WT），因此，排放的废液量为426/09排放的废液中各组分的量247185312/064/71538/0921HOKGHANCSKGHB需补充的新鲜吸收剂的量为4（HSO）871657/3809/12KGHC出塔气体中各组分的量368229/174/53902139/664/1878/359/20049128504/HKGHONAKGHCLKGHHOKGH3热衡算A出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为223537HOPYMPA设饱和度为098，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为2037/98031HOPMPA入塔喷淋液的硫酸铵含量为，已知硫酸铵上9456G422NHSO/10G方的饱和蒸汽压如表。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和的值，内插得到出塔气的温度为762HOB入塔喷淋液温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低6，故为70C塔釜排出液温度4045507000279600275600271680004252004190041299000629006199006109入塔气蒸汽分压，在釜液含2203491205HOPYMPA42NHSO量下溶液上方的饱和蒸汽分压等于时的釜液温45GNS/1G05PA度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为835，设塔釜液温度比饱和温度低25即81。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80时每100G水能溶解953G硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为，所以釜液温度控4225GNHSO/1G制81不会有硫酸铵结晶析出。D热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量作图L03的虚线方框列热平衡方程得14568279QQA入塔气体带入热1入塔气体带入热量630/KJHB出塔气体带出热2Q各组分在076的平均比热容的值如下组分36CH382O2NHACNAL2COP17151966094141046188313471393140613430921含量温度2519785146936094153104685371782028KJ/QHC蒸汽在塔内冷凝放热3Q蒸汽在塔内的冷凝量进塔气体带入蒸汽出口气带出蒸汽239018547916KG/H蒸汽的冷凝热为2J530/QKJHD有机物冷凝放热4AN的冷凝量其冷凝热为0215/KGH615/KJGACN的冷凝量其冷凝热为3728HCN的冷凝量，其冷凝热为48/K/KJ4021560150146374/QKJHE氨中和放热；每生成1MOL硫酸铵放热2738KJ552780127384601/KJHF硫酸稀释放热6Q硫酸的稀释热为749KJKG56749180310/KJHG塔釜排放的废液带出热量7塔釜排放的废液中，与的摩尔比为,查氮肥设计2HO42NS4918270/3手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为。3/KJGK5716347801920/QKJHH新鲜吸收剂带入热Q的比热容为。2409CHSO、63/KJGK81603890HI求循环冷却器热负荷9Q因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程65555923107374601308694210解得69/QKJHJ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，则冷却水量为6531208410/864/48KGHTE求循环液量M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36/KJGK比热容。364/KJGK设循环液流量为MKG/H，循环冷却器出口循环液温度T。对新鲜暖收剂与循环液汇合处附图中A点列热平衡方程得1892719236470T对循环冷却器列热平衡得2693436851TQ联解式1和2得204/71MKGHTC25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1155KPA。2物料衡算出口气体温度40，40饱和蒸汽压力为253735HOPMGKPA设出口气体中含有XKMOL/H的蒸汽，根据分压定律有171608X解得5/29/XKMOLHKGH蒸汽的冷凝量为1850471580/KGH因此得到换热器气体方壳方的物料平衡如下3热衡算A换热器入口气体带入热等于氨中和塔出口气体带出热1Q51890/QKJHB蒸汽冷凝放出热240水汽化热为2401LKJKE6215780413790/KJHC冷凝液带出热3Q532641/KJD出口气体带出热；4出口气体各组分在040的平均摩尔热容为组分36CH382O2NHACNHAL2COP619272382946292936756335520962766561386645309612378124961408291536714095740/QKJHE热衡算求换热器热负荷5Q平衡方程1234代入数据求得65071/KJH26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相同。B入塔器温度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进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同B出塔干气含有、36H09/1278/KMOLHKG38CH、396/174/KMOLHG、2OK2N940/541/KOLHKGHC80/35/KLH10水的饱和蒸汽压，总压为101325PA218,HOPPA出塔器中干气总量30939612411940880722161KMOL/H出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下1867/489/0325KMOLHKGH出塔气总量为974395132560/C塔顶加入的吸收水量（A）出塔AN溶液总量出塔AN溶液中，AN为18（WT），AN的量为7588KG/H，因此，出塔AN溶液总量为71339/00183963278KG/H（B）塔顶加入的吸收水量作水吸收塔的总质量衡算得AN396278409817358036714/KGH入塔吸收液量塔底溶液量出塔气体总量入塔气量凝水量D塔底AN溶液的组成和量AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因为塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出。AN36714291578049382706KG/H溶液中的水塔顶加入水进塔气液混合物中的水出塔气带出的水E水吸收塔平衡如下F检验前面关于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性因系统压力小于1MPA，气相可视为理想气体，AN、ACN、ACL、HCN的量相对于水很小，故溶液为稀溶液系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为或LLPEXIIX塔底排出液的温度为15见后面的热衡算查得L5时ACN、HCN、ACL和AN的亨利系数E值为40531824ACNATMKPAHLEHGTAAN塔底05218ANPKPA072AXE从以上计算可看出，可见溶液未达饱和。63NANXB丙烯醛ACL01208ACLPKPA64ALXE塔底。含量，溶液未达饱和。ACL0723ACLACLXXC乙腈N916ACPKPA02543NAXE塔底含量，溶液未达饱和。18CACNXXD氢氰酸H01729CNPKPA8014HXE塔底含量2CNHCNXX从计算结果可知，在吸收塔的下部，对HCN的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求。3热量衡算A入塔气带入热。1Q各组分在040的平均摩尔热容如下组分36CH382O2NHACNHAL2COP6192723829462929367563355209627665613866153096237812496140829153671409574047/QKJHB入塔凝水带人热252158040261/QKJHC出塔气带出热。33409612378124961082975060/QKJHD吸收水带入热454361871/KJE出塔溶液带出热AN5Q溶液中各组分的液体摩尔热容如下组分2HOANCHNACLPC75312111073715512385216753146235107431506238QTTF水冷凝放热62719482305/KGH水冷凝量水的冷凝热为2256KJ/KG故566031/QKJHG等气体的溶解放热ANCLHN、7Q溶解热冷凝放热液液互溶放热冷凝热的冷凝热数据如下、组分AACALHCNP61097657493793727513960437659204371983722/QKJHH热衡算求出塔液温度T热平衡方程1246735QQ代人数据得5555543710267103162093T解得TC27空气水饱和塔釜液槽1计算依据进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图104所示。图中，空气饱和塔液体进、出口流量和出口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，见本文相关部分计算；排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的L5考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。2物料衡算进料A乙腈解吸塔釜液入槽量5665021620783502902KG/HB空气饱和塔塔底液入槽G/HC入槽软水量XKG/H出料；A去水吸收塔液体量3637164KG/HB去萃取解吸塔液体量L5000KG/H作釜液槽的总质量平衡得350291643716450X解得7/XKGH3热量衡算A入槽乙腈解吸塔釜液带入热。1Q7135029480540/QKJHB入槽软水带入热。52713691/KJC空气饱和塔塔底液带入热，Q6306498407/QKJHD去吸收塔液体带出热47115289/TTKJE去萃取解吸塔液体带出热5Q510480627/QTTKJHF热衡算求槽出口液体温度T热损失按5考虑，热平衡方程为1234595Q（）代人数据76091436071789620T解得T913928丙烯蒸发器热量衡算1计算依据蒸发压力0405MPA；加热剂用O的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度2丙烯蒸发量L0023KG/H。2有关数据A0405MPA下丙烯的沸点为L3，汽化热410KJKZB0405MPA下丙烷的沸点为5，汽化热3766KJKG3热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量A丙烯蒸发吸收的热1Q5194206380/QKJHB丙烷蒸发吸收的热。2427561/KJC丙烯蒸发器的热血荷Q冷损失按L0考虑545138601970/QKJHD冷冻盐水用量平均温度1下，冷冻盐水比热容为347KJKGK冷冻盐水用量为5497107/32WKGH29丙烯过热器热量衡算1计算依据丙烯进口温度13，出口温度65。用0405MPA蒸汽为加热剂。2热衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量丙烯气的比热容为L464KJ/KGK，丙烷气比热容1715KJ/KGK，冷损失按10考虑，需要加热蒸汽提供的热量为5194206174651340/QKJH加热蒸汽量为53/218WKGH上式中2138KJ/KG是0405MPA蒸汽的冷凝热。210氨蒸发器热量衡算1计算依据A蒸发压力0405MPA。B加热剂用0405MPA饱和蒸汽。冷凝热为2138KJ/KG。2有关数据0405MPA下氨的蒸发温度为7C，汽化热为L276KJKG。3热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量冷损失按10考虑，氨蒸发器的热负荷为54381276210/QKJH加热蒸汽量为58/WG211气氨过热器1计算依据A气氨进口温度7，出口温度65。B用0405MPA蒸汽为加热剂。C气氨流量36636KG/H。2热衡算求气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量氨气的比热容为2218KJ/KGK，冷损失按10考虑，气氨过热器的热负荷为4403821657103/QKJH加热蒸汽用量为4790/2138WKGH212混合器1计算依据气氨进口温度65流量36636KG/H。丙烯气进口温度65，流量94206KG/H，丙烷气进口温度65，流量17416KG/H。出口混合气温度110。湿空气来自空气加热器2热衡算求进口温空气的温度T以0为热衡算基准。、，在065的平均比热容如下表36CH383N组分6CH38CH3NH气态丙烯、丙烷带入热1Q51942065746825017/QKJHB气态氨带入热24238190/KJHC温空气带入热Q、和蒸汽0136的平均比热容分别为、和2NO1046J/GK184KJ/G195KJ/GK3416582950028/TTKHD混合器出口气体带出热4Q4696157618203197543100895/QKJHE热衡算求进口湿空气的温度T热损失按L0考虑。热衡算方程1234Q（）代入数据5609701562810T（）解得T13603213空气加热器的热量衡算1计算依据A入口空气温度90，出口空气温度136。B空气的流量和组成如下。组分氧氮水合计KG/H175645781512886882652热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量、和蒸汽2NO90136的平均比热容分别为、和。1046KJ/GK184KJ/G195KJ/GK热损失按L0考虑，空气加热器的热负荷为5431852936090/QKJH用0608MPA的蒸汽为加热剂，其饱和温度为L642C，冷凝热为2066KJ/KG，加热蒸汽用量为512709/6WKGH三主要设备的工艺计算31空气饱和塔1计算依据A进塔空气的组成和流量组分氧氮水合计KMOL/H51591940886625433KG/H16508554341515587724087B出塔温空气的组成和流量组分氧氮水合计KMOL/H515919408673331300KG/H165085543415121194829694C塔顶喷淋液量2162098KG/H，温度105。D塔底排出液量2056491KG/H，温度939。E塔底压力O263MPA，塔顶压力O243MPA。F人塔气温度L70，出塔气温度90。G填料用陶瓷拉西环乱堆。5042塔径的确定根据拉西环的泛点速度计算公式A1/81/42023LG75GGFLLWAA塔顶处3896421/23033107GKGM395/LKGM28PASL2162098KG/HG829694KG/H把数据代人A式解得175/FWMS泛点率取75，则气体空塔速度为07512894/WMS出塔操作条件下的气量3323933046/108/4VH塔径应为18075DMB塔底处324729/39132304GKGM975/LKGM08PASL2056491KG/HG724087KG/H把数据代入A式解得175/FWMS气体空塔速度为0715279/MS人塔气在操作条件下的气量332303243851/07/4VHMS塔径应为107485263DM取塔径为12M3填料高度空气水饱和塔的填料高度确定须考虑两方面的要求A使出塔气体中蒸汽含量达到要求。B使塔顶喷淋液中的ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等的含量尽量低，以减少朽污水处理负荷并回收ACN等副产物。按工厂实践经验。取填料高度1LM32水吸收塔1计算依据A进塔气体流量和组成组分36CH382O2N2HO合计KMOL/H3093961241194081511KG/H12978174163969654341527199组分ANACL2KMOL/H134623501643780725706KG/H713199643920117983552976991B出塔气体流量和组成组分36CH382O2N2HO2CAN合计KMOL/H3093961241194081511807少量2367KG/H1297817416396965434152719935529少量67623随入塔气进入的凝水157805KG/HC塔顶喷淋液量3637164KG/H，含0005WT，温度5。AD塔底排出液量3963278KG/H，温度159。E塔底压力LL2KPA，塔顶压力101KPA。F入塔气温度40，出塔气温度L0，G出塔气体中含量不大于0055WT。ANH填料用250Y型塑料孔板波纹填料。2塔径的确定塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为A1/81/42023LG91563GGFLLWA按塔底情况计算FW3769131402/240234GKGM39/LKGM15PASL3637164KG/HG769913KG/H2340/A097把数据代人A式解得1/FWMS空塔气速为泛点率取70072154/FMS气体在操作条件下的流量为3330254987/164/VHMS塔径应为16807853DM取塔径为12M3填料高度液体的喷淋密度322614/90/0785UH塑料孔板液纹填料250Y的液相传质单元高度OLH当时，25下的为0187M320/UMHL时，25下的为0225M4O内插得到时，25下的为0206M32/LH又0234525TOLCOLIHE塔内液体的平均沮度为5159/210450234156/029OLHE液相传质单元数计算式如下122LGLXN塔底31346105X80EKPA2PKA1020781ANP173X塔顶5205/31698026EKPA3PKA出口气体中含有不小于0055WT，因此AN4510305ANP42051906PXE代入数据求OL35124545262106981016407372LNLN5LNXX填料高度为1642098OLZNHM取填料高度为7M33丙烯蒸发器1计算依据A丙烯在管外蒸发，蒸发压力0405MPA，蒸发温度L3，管内用0的冷冻盐水175NAOH水溶液与丙烯换热，冷冻盐水出口温度2。B丙烯蒸发量94206KG/H，冷冻盐水用量715775KG/H。C丙烯蒸发器热负荷54130/KJH2丙烯蒸发器换热面积A总传热系数A管内给热系数。1蒸发器内安装的U型钢管80根。385冷冻盐水平均温度L此温度下的有关物性数据如下；332410/54/7/7108PKGMSWKJKSCJKGK冷冻盐水流速为25091/10607835MS，过渡流3822910474RE37580PR50842118602REPR7/EWMKDB管外液态丙烯沸腾给热系数取223/C总传热系数冷冻盐水方污垢热阻取，丙烯蒸发侧污30641/垢热阻取，钢管导热系数。320176/MKW5/MK3313207615642410/KWMKB传热平均温差热端温差01313，冷端温差2一1311，传热平均温差为3/MTCC换热面积热负荷5528710/46910/QKKHJS换热面积为52469310MA取安全系数12，则换热面积为234循环冷却器1计算依据A管内循环液流量88204KG/H。进口沮度81，出口温度701。B管外冷却剂为循环水，进口温度32，出口温度36，循环水流量为186400KG/HC热负荷为KJ/H630712计算换热面积初选GH90105型石墨换热器，换热面积为105M2，设备壳体内径D880MM，内有外径32MM、内径22MM、长3M的石墨管417根。换热管为正三角形排列，相邻两管的中心距T40MMA总传热系数A管内循环液侧的给热系数1平均流体温度，该温度循环液的物性数据如下870/256TC314/KGM380/KGMS51PCJKJK07/547/WS管内流体的流速为282040136/14036175UMS35RE80513647PR08411823REPRDE1684/WMKB壳程循环水侧的给热系数2循环水平均温度3236/234，34水的物性数据为3071/KGS061/WMK94/M58PR正三角形排列时，当量直径的计算公式为ED2034ETDD管外流体的流速根据流体流过的最大截面积S来计算，S的计算公式为01/SHDDT已知T40MM，32MM，H374MM,D888MM代人数据得20342316ETDDM201/4780/406SHDTM管外流体的流速为1678/93US302167849210EDUR值在20001000000范围内可用下式计算给热系数E014053236EPRWD代入数据得01405322RER97/WWMKC总传热系数石墨的导热系数，石墨管壁厚5MM，循环8/冷却水侧污垢热阻，循环液侧污垢热阻。32061/MKW3201/代人数据求K34052694784721/B对数平均温差8360415LN72MTCC换热面积热负荷5301/87/QKJHJS换热面积为2827496AM取安全系数L2则换热面积为。因此，选GH901051型石墨换热器，其换热面0积已足够。35氨蒸发器1计算依据A氨蒸发压力0405MPA，蒸发温度7。B加热剂为0405MPA蒸汽，温度143。C热负荷55140/14280/KJHJS2计算换热面积A总传热系数蒸汽冷凝时的给热系数取，液氨沸腾的280/WMK给热系数取，不锈钢导热系数，管壁厚4MM，两侧20/WMK45污垢热阻取31/代人数据求K330421080259/WMKB平均温度差143750MTCC换热面积氨蒸发器热负荷为514280/JS换热面积为52689MA取换热面积为2036氨气过热器1计算依据A进口气氯温度7出口气氨温度65。B加热剂为0405MPA蒸汽，温度143。C热负荷4610/789/KJHJS2计算换热面积A总传热系数管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的推荐范围是取250/WMK35/MKB平均温度差冷端温差为1437150，热端温差为L436578。178LNMTCC换热面积热负荷为9/JS换热面积为2178946530MA取安全系数12，则换热面积为，选浮头式热交换器2型，换热面积，符合要求。32540129BFTI10537丙烯过热器1计算依据A进口气体温度一L3，出口气体温度65。B加热剂为0405MPA蒸汽，温度143。C热负荷51370/368/KJHJS2计算换热面积A总传热系数管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的推荐范围是取250/WMK35/MKB平均温度差冷端温差为1437150，热端温差为L436578。1678LNMTCC换热面积热负荷为35/JS换热面积为26891A取安全系数12，则换热面积为，选浮头式热交换器M型，换热面积256M2，符合要求。4542602BFTI38空气加热器1计算依据A空气走管内，加热蒸汽走管间。B进口气体温度90，出口气体温度L36，气体进口压力0243MPA，气体的流量和组成如下组分氧氮水合计KG/H165085543415121194829694KMOL/H515919408673331300C加热蒸汽为0608MPA对应的饱和温度为L642，流量为288KG/H。D热负荷为即5190/KJH51420/JS2计算换热面积初选浮头式换热器一台，37682BFT换热器有的管子268根。253A总传热系数A管内空气一侧的给热系数，管内气体的平均温度为90136/2113，1113空气的物性数据为,2390/WMKPR06935210/KGMS空气的密度3751207/2313286344KGMQ2075/085S521446100DURE08423PR/WMK1B管外蒸汽冷凝侧给热系数取2C总传热系数钢的导热系数为，空气侧污垢热阻45/，蒸汽冷凝侧污垢热阻32041/MK3201MKW代入数据求总传热系数330541282/WMKB对数平均温度差1642901642375LNMTCC换热面积521420937MA安全系数取12，则换热面积应为，所选换热面积，符合要求。262804M39循环液泵循环液质量流量88204KG/H，循环液密度为因此