年产95万吨丙烯腈合成工段实用工艺设计

1、年产 9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设 计年级2013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2016 年 月 日课程设计成绩评定栏评定基元评审要素评审涵分值评分签名栏设计 说明，50%格式 规容完整格式是否规10评阅教师签名容是否完整10工艺 计算 正确、 完整和规物料恒算10热量衡算10设备设计和选型10设计 图纸， 40%图纸规标注清晰方案流程图10评阅教师签名工艺物料流程图10带控制点的工艺流程图20平时 成绩， 10%上课上课出勤考5指导教出勤制图制图核出勤考5师签名出勤 核 合计100化工工艺设计课程设计任务书学号学生专业（班级）设 计题目年产 9.5 万吨丙烯腈合成工段

2、工艺设计设 计 技 术 参 数1. 生产能力： 95000 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）；（

3、 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 ） ，中国石化集团工程编，化学工 业， 2009 年化学化工物性参数手册 ，化工学院等编，化学工业， 2002 年目录第一部分 概述 7.第二部分 生产方案选择 7.第三部分 生产流程设计 8.第四部分 物料衡算与热量衡算 1.04.1 小时生产能力 1.0.4.2

4、 反应器的物料衡算和热量衡算 1.04.2.1 计算依据 104.2.2 物料衡算 104.2.3 热量衡算 124.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算 1.34.3.1 计算依据 134.3.2 物料衡算 144.3.3 热量衡算 154.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 1.64.4.1 计算依据 164.4.2 物料衡算 174.4.3 热量衡算 184.5 换热器物料衡算和热量衡算 2.14.5.1 计算依据 214.5.2 物料衡算 224.5.3 热量衡算 224.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算 2.34.6.1 计算依据 234.6.2 物料衡算 234.6.3 热量衡算 254.7

5、 空气水饱和塔釜液槽 2.74.7.1 计算依据 274.7.2 物料衡算 274.7.3 热量衡算 284.8 丙烯蒸发器热量衡算 2.94.8.1 计算依据 294.8.2 有关数据 294.8.3 热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量 294.9 丙烯过热器热量衡算 2.94.9.1 计算依据 294.9.2 热衡算 294.10 氨蒸发器热量衡算 3.04.10.1 计算依据 304.10.2 有关数据 304.10.3 热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量 304.11 氨气过热器 3.0.4.11.1 计算依据 304.11.2 热量衡算 304.12 混合器 3.0.4.1

6、2.1 计算依据 304.12.2 热衡算 314.13 空气加热器的热量衡算 3.14.13.1 计算依据 314.13.2 热衡算 32第五部分 主要设备工艺计算 3.25.1反应器 3.2.5.1.1 计算依据 325.1.2 浓相段直径 325.1.3 浓相段高度 335.1.4 扩大段（此处即稀相段）直径 335.1.5 扩大段高度 335.1.6 浓相段冷却装置的换热面积 335.1.7 稀相段冷却装置的换热面积 345.2 空气饱和塔 3.4.5.2.1 计算依据 345.2.2 塔径的确定 345.2.3 填料高度 365.3 水吸收塔 3.6.5.3.1 计算依据 365.3

7、.2 塔径的确定 365.3.3 填料高度 375.4 丙烯蒸发器 3.8.5.4.1 计算依据 385.4.2 丙烯蒸发器换热面积 385.5 循环冷却器 4.0.5.5.1 计算依据 405.5.2 计算换热面积 405.6 氨蒸发器 4.2.5.6.1 计算依据 425.6.2 计算换热面积 425.7 氨气过热器 4.3.5.7.1 计算依据 435.7.2 计算换热面积 435.8 丙烯过热器 4.3.5.8.1 计算依据 435.8.2 计算换热面积 435.9 空气加热器 4.4.5.9.1 计算依据 445.9.2 计算换热面积 445.10 循环液泵 4.5.5.11 空气压

8、缩机 4.5.5.12 中和液贮槽 4.6.第六部分 设计心得 4.6参考文献 4.7.第七部分 附录 4.7.年产 9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计摘要： 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。第一部分 概述 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 3.1%-17% (体积百分比)；沸点为 77.3 ，闪点 -5 ，自燃点为 481 。

9、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

10、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 第二部分 生产方案选择对于此次丙烯腈的合成我选用的是丙烯氨氧化法， 它的氧化原理如下： 丙烯 氨氧化法制丙烯腈( AN)生产过程的主反应为3C3H 6 NH 3O2

11、CH 2 CHCN 3H 2O3 63 2 2 2 2该反应的反应热为H r 298 512.5kJ /mol AN主要的副反应和相应的反应热数据如下：（1）生成氰化氢（ HCN）C3H6 3NH3 3O23HCN 6H 2O( VHr )298 315.1kJ mol HCN2）生成丙烯醛（ ACL）H r 298353.1kJ /mol ACL3）生成乙腈（ ACN）C3H6NH33O23CH3CN 3H2O3 6 2222 3 2Hr298362.3kJ /mol ACN（4）生成 CO2 和 H2O9C3H6O23CO2 3H 2O2Hr 298641kJ /mol CO2C3H 6

12、O2CH 2 CH CHO H 2O上列副反应中 , 生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。 CO2、CO和H 2O 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。第三部分 生产流程设计液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化， 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

13、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5 10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 1.8的丙烯腈水溶 液，经换热器与图 1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图第四部分 物料衡算与热量衡算4.1 小时生产能力按年工作日 300 天，丙烯腈损失率 3%，设计裕量 6%计算，年产量 9.5 万 吨/ 年，则每天每小时产量为： 95000 1000 1.06 1.0314405

14、.69kg / h300 244.2 反应器的物料衡算和热量衡算4.2.1 计算依据（1）丙烯腈产量 14405.69kg / h ,即271.81kmol / 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 （摩尔比 ）为C3H4 : NH3:O2 :H2O1:1.05 :23: 3（4）反应后各产物的单程收率为表 4.1 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）二氧化碳摩尔收率0.60.0650.070.0070.125）操作压力进口 0.203MPa ，出口 0.162MPa6）反应器

15、进口气体温度 ll0 ，反应温度 470，出口气体温度 3604.2.2 物料衡算（1）反应器进口原科气中各组分的流量C3H6271.81453.02kmol / h 19026.84kg / h0.6C3H8453. 020. 15 79. 94kmol / h3517.36kg / h0. 85NH3453. 021. 05 475. 67kmol / h8086. 41kg / hO2453. 022. 3 1041. 95kmol / h33342. 4kg / hH2O453. 02 3 1359. 06kmol / h24463. 08kg / hN21041. 950. 210.

16、79 3919. 72kmol / h109752. 07kg / h(2) 反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈 271.81kmol / h 14405.69kg / h3乙腈 453.02 0.07 47.57kmol/ h 1950.25kg / h2丙烯醛 453.02 0.007 3.17kmol /h 177.52kg /hCO23 453.02 0.12 163.09kmol /h7175.96kg/hHCN3 453.02 0.065 88.34kmol / h2385.18kg /h1155.15kg /hC3H879.94kmol /h 3517.36kg/hO23104

17、1.95 271.81 88.34 3.1747.579163.09232386.52kmol /h 12368.64kg / h12453.02 88.34 47.57271.811163.09C3H633365.69kmol /h 2758.98kg/hN23919.72kmol /h 109752.07kg /hNH3475.67 88.34 47.57 271.81 67.95kmol / hH2O1359.06 3 271.81 2 88.34 2 47.57 163.09 3.172612.57kmol /h 47026.26kg /h(3) 反应器物料平衡表表 4.2 反应器物料

18、平衡表流量组分反应器进口反应器出口kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H6453.0219026.846.189.6065.692758.980.851.36C3H879.943517.631.091.7879.943517.361.041.74NH3475.678086.416.494.0867.951155.150.880.57O21041.9533342.414.2216.82386.5212368.645.026.10H2O1359.0624463.0818.5412.342612.5747026.2633.9023.20N2ANAC

19、NACLCO2HCN合计3919.727329.36109752.07198188.4353.4810055.381003919.72109752.0750.8654.15271.8114405.693.537.1147.571950.250.620.963.17177.520.040.09.097175.962.123.5488.342385.181.151.187706.37202673.061001004.2.3 热量衡算查阅相关资料获得各物质 0110、0360、 0470的平均定压比热表 4.3 各物质 0 t平均定压比热容物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNAC

20、LCO201101.8412.052.3010.9411.1.883c p / kJ /( kgK)03602.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.13004702.9293.3472.9391.1.1092.0922.1.7242.102.1721.2131）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：110，反应器入口混合HH气H1H2470，浓相段出口25，反应器入口混合气25，浓相段出口混各物质 25 t平均比热容用 0 t的平均比热容代替，误差不大，因此，H1 (1.841 19026.84 2.

21、05 3517.36 2.301 8086.41 0.941109752.07 1.883 24463.08)(25 110) 2.15 107kJ/ h33342.4 1.046H2353.1333(271.81 103 512.5 47.57 103 362.3 88.34 103163.09 103 641) 2.9 108kJ /h315.133.17 1031.1092.172(2758.98 2.929 3517.36 3.347 1155.15 2.93912368.641.046 109752.0747026.26 2.092 14405.69 2.029 1950.25 2.

22、107175.96 1.213)(470 25) 1.35 108kJ /h2385.181.724 177.523 2.15 107 2.9 108 1.351081.765 108kJ /h若热损失取 H 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：Q (1 0.05) 1.765 108 1.68 108kJ /h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： isteam 2736kJ / kg143饱和水焓： iH2O 601.2kJ /kg产 生的蒸汽量= 1.68 10= 2736 601 .278695 .90kg

23、/ h(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：Q1 (2758.98 2.929 3517.36 3.347 1155.15 2.939 12368.64 1.046 109752.071.109 47026.26 2.092 1950.25 2.10 2385.18 1.724 177.522.172 7175.96 1.213)(470 0) 1.29 108kJ /h离开稀相段的气体带出热为：Q2 (2758.98 2.678 3517.36 3.013 1155.15 2.636 12368.64 1.004 109752.

24、071.088 47026.26 2.008 14405.69 1.874 1950.25 1.933 2385.18 1.64 177.521.966 7175.96 1.130)(360 0) 1.05 108kJ /h热损失取 4%，则稀相段换热装置的热负荷为：Q (1 0.04)(Q1 Q2) (1 0.04)(1.29 108 1.05 108) 2.30 107kJ /h稀相段换热装置产生 0.405MPa 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：2.30 1072736 601.210773.84kg / h4.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算4.3.1 计算依据（1）入塔空气压力 0.26

25、3 MPa ，出塔空气压力 0.243 MPa（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）0.0050.0080.00050.000299.9861005）塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O21041.95kmol/h 即 33342.4kg/hN23919.72kmol/h 即 109752.07kg/hH2O1359.06kmol/h 即 24463.08k

26、g/h4.3.2 物料衡算1）进塔空气量进塔干空气量 （1041.95 3919.72） 4961.67kmol/h 143094.56kg 干空气 /h 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： 0.022 143094.56 3148.08kg水气 /h2）进塔热水量气、液比为 152.4，故进塔喷淋液量为：4961.6722.4273 1702730.10130.2631152.43455.81m 3/h塔顶喷淋液 105的密度为 958kg/m 3 ，因此进塔水的质量流量为：455.81 958 436665.98k

27、g/h（3）出塔湿空气量出塔气体中的 O2、N2、H 2O 的量与反应器人口气体相同，因而O21041.95kmol/h 即 33342.4kg/hN2 3919.72kmol/h 即 109752.07kg/hH2O1359.06kmol/h 即 24463.08kg/h（4）出塔液量塔内水蒸发量 24463.08 - 3148.08 21315kg/h 出塔液流量 436665.98 - 21315 415350.98kg/h（5）空气饱和塔物料平衡表表 4.5 空气饱和塔平衡表入塔气 出塔气 入塔喷淋液 塔釜排出液 成分kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(m

28、ol)%(wt)kg/h%(wt)kg/h%(wt)O21041.9533342.420.28522.7991041.9533342.4016.48519.900.0000.000N23919.72109752.0776.31075.3919.72109752.0762.01465.500.0000.000H2O174.893148.083.4052.1531359.0624463.0821.50214.60436665.9899.986415350.9899.986AN000.0000.0000.000.000.0000.00021.840.00521.840.0053氰醇000.0000.

29、0000.000.000.0000.00034.940.00834.940.0084ACN000.0000.0000.000.000.0000.0002.180.00052.180.00053ACL000.0000.0000.000.000.0000.0000.870.00020.870.00021合计 5136.56 146242.55 100 100 6320.73 167557.55 100 100 436725.81 100 415410.81 1004.3.3 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：1359.06100% 0.215%3919

30、.72 1359.06 1041.95根据分压定律蒸汽的实际分压为：PH2O yH2O P 0.215 0.243 0.05655MPa因饱和度为 0.81，所以饱和蒸汽分压应为：0.05655 0.81 0.0698MP a 69800Pa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， l05 。(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。(a) 170进塔空气带人热量 Q1 ，170蒸汽焓值为 2773.3kJ / kg ，干空气在 0l70 的平均比热容c

31、p 1.004kJ/(kg K)Q1 (33342 .4 109752 .07) 1.004 (170 0) (3148 .08 2773.3) 3.32 107kJ /h(b) 出塔湿空气带出热量 Q290蒸汽焓 2660kJ / kg ，空气比热容取 cp 1.004kJ/(kg K)Q2 ( 33342. 4 109752 . 07) 1.004(90 0) ( 24463. 08 2660) 7. 80 107kJ / h(c) 105入塔喷淋液带入热量 Q38Q3 436665 .98 4.184 105 0 1.918 108kJ /h(d) 求出塔热水温度 t 出塔热水带出热量用

32、 Q4 表示，则Q4 415350.98 4.184t 1737828 .5t热损失按 5%，则Q损 0.0(5 Q1 Q3) 0.05 (3.32 107 1.918 108) 1.125 107kJ / h热平衡方程： Q1 Q3 Q2 Q4 Q损代入数据,3.32 107 1.918 108 7.8 107 1737828 .5t 1.125 107解得： t 78.11氨中和塔物料衡算衡算计算依据 入塔气体流量和组成与 口气体相同。在中和塔全部氨被硫酸 成硫酸铵。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 4.6 塔底出口液体的组成组分水A

33、NACNHCN硫酸硫酸铵合计%（wt）68.530.030.020.0160.530.901005）进塔气温度 l80，出塔气温度 76，新鲜硫酸吸收剂温度 306）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4.4.2 物料衡算(1) 排出的废液量及其组成进塔气中含有 1155.15kg /h 的氨，在塔被硫酸吸收生成硫酸铵。 氨和硫酸反应的方程式： 2NH 3 H2SO4 (NH 4)2SO4(NH 4)2SO4的生成量，即需要连续排出的 (NH 4)2SO4流量为:1155.151322 174484.7kg/ h(14513.

34、59 0.005 1155.159817 2) / 0.93 3658.19kg / h塔底排出液中 ,(NH4)2SO4 的含量为 30.9%(wt)，因此，排放的废液量为：4484.7 / 0.309 14513.59kg / h排放的废液中各组分的量：H2O14513.590.68539946.16kg/hAN14513.590.00034.35kg/hACN14513.590.00022.90kg/hHCN14513.590.00016 2.32kg/hH2SO4 14513.59 0.00572.57kg/hNH42 SO4 14513.59 0.309 4484.70kg/h2)需

35、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C3H62758.98kg /hC3H83517.36kg / hO212368.64kg / hN2109752.07kg / hAN14405.69 4.35 14401.34kg / hACN1950.25 2.90 1947.35kg / hACL177.52kg / hHCN2385.18 2.32 2382.86kg / hCO27175.96kg / hH2O47026.26 3659.19 0.07 9946.16 37336.24kg / h4.4.3 热量衡算(1) 出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分

36、压为PH 2O yH2OP 0.2922 0.122 0.0356 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：P H2O 0.0356 / 0.98 0.0363MPa30.910045g(NH4)2SO4 /100gH2O入塔喷淋液的硫酸铵含量为 68.53 4 2 4 2 ，已知 硫酸铵上方的饱和蒸汽压。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和 PH2O 的值，插得到出塔气的温度为 76(2) 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70(3) 塔釜排出液温度表 4.7 塔釜排出液温度温度含量404550700.027960.027560.02716800.042

37、520.04190.04129900.06290.061990.06109入塔气蒸汽分压 PH 2O yH2OP 0.3449 0.142 0.05MPa 在釜液 (NH4)2SO4含量 45g(NH4)2SO4/100gH2O下溶液上方的饱和蒸汽分压等于 0.05MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用插法从表中得到，饱和温度为 83.5，设塔釜液温度比饱和温度低 2.5 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 45g(NH4)2SO4 /100gH 2O ，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

38、冷却器的热负荷和冷却水用量作图 3.3 的虚线方框列热平衡方程得图 3 氨中和塔的热量衡算1氨中和塔； 2循环冷却器Q1 Q3 Q4 Q5 Q6 Q8 Q2 Q7 Q9(a) 入塔气体带入热 Q1入塔气体带入热量 Q1 2.53 106kJ /h(b) 出塔气体带出热 Q2各组分在 076的平均比热容的值如下177.52表 4.8 各组分在 0 76的平均比热容组分C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO2Cp1.7151.9660.9414 1.1.8831.3471.3931.4061.343 0.921Q2(2758.981.7153517.361.96612368.64

39、0.9414109752.071.046 47026.26 1.883 14405.69 1.347 1950.25 1.406 2385.18 1.3931.343 7175.96 0.921)(76 0) 1.97 107kJ /hc)蒸汽在塔冷凝放热 Q3 蒸汽在塔内的冷凝量 进塔气体带入蒸汽 -出口气带出蒸气47026.26 37336.24 9690.02kg/h蒸汽的冷凝热为 2246.6kJ /kgQ3 9690.02 2246.6 2.18 107kJ/h(d)有机物冷凝放热 Q4AN 的冷凝量 4.35kg / h 其冷凝热为 615kJ /kgACN 的冷凝量 2.90kg

40、 / h 其冷凝热为 728kJ /kgHCN 的冷凝量 2.32kg / h ，其冷凝热为 878.6kJ /kgQ4 4.35 615 2.90 728 2.32 878.6 6824.80kJ / h(e) 氨中和放热 Q5 ； 每生成 1mol 硫酸铵放热 273.8kJ4484.70 1000132273.89.30 106kJ /h(f) 硫酸稀释放热 Q6硫酸的稀释热为 749kJkgQ6 0.93 3658 .19 749 2.55 106kJ/h (g)塔釜排放的废液带出热量 Q7塔釜排放的废液中， H2O 与(NH 4 )2 SO4的摩尔比为9946.16184484 .7

41、0132 ,查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为3.347kJ /(kg K) 。Q7 14513.59 3.347(80 0) 3.89 106kJ /h (h)新鲜吸收剂带入热 Q830、93%H 2SO4的比热容为 1.603kJ /(kg K )Q8 3658.19 1.60(3 30 0) 1.76 105kJ /h(i) 求循环冷却器热负荷 Q9 因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程：Q1 Q3 Q4 Q5 Q6 Q8 Q2 Q72.53 106 2.18 107 6824 .80 9.30 106 2.55 106 1.76 105 1.97 107 3.

42、89 106 Q9解得Q9 1.28 107kJ /h1.28 107W4.184(36 32) (5)求循环液量 m 70循环液的比热容为(J)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57.65 105kg/h 765t / h 循环液流量受入塔喷淋液温度的限制。3.368kJ /(kg K ) ，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容 3.364kJ /(kg K)。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：m 3.368t 9267 (m 192.7) 3.

43、364 70(1)对循环冷却器列热平衡得：m 3.347 81 m 3.368t Q91.28107(2)联解式( 1)和( 2)得m360261kg / ht69.954.5 换热器物料衡算和热量衡算4.5.1 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 115.5kPa4.5.2 物料衡算出口气体温度 40， 40饱和蒸汽压力为 p55. 32mmHg 7. 375kPaH2O设出口气体中含有 X kmol/h 的蒸汽，根据分压定律有115. 5 7. 375 7099. 84 2074. 24 x解得 x 342. 79kmol / h 6170.

44、 22kg / h 蒸汽的冷凝量为 37336. 24 6170. 22 31166. 02kg / h 因此得到换热器气体方 ( 壳方) 的物料平衡如下4.5.3 热量衡算(1) 换热器入口气体带入热 Q1 ( 等于氨中和塔出口气体带出热 ) Q1 1. 97 107 kJ / h(2) 蒸汽冷凝放出热 Q240水汽化热为 2401.lkJkgQ231166 . 02 2401. 1 7. 48 107kJ / h(3) 冷凝液带出热 Q3Q331166. 02 4. 184 40 0 5. 22 106kJ / h(4) 出口气体带出热 Q4 出口气体各组分在 0 40的平均摩尔热容为表

45、4.10 出口气体各组分在 0 40的平均摩尔热容组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO2Cp61.9272.3829.4629.29 36.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4 (65. 69 61.92 79.94 72. 38 386. 52 29.46 3919. 72 29. 29 342. 79 36. 75 271. 72 63. 35 47. 50 52. 09 88. 25 62. 76 3. 17 65. 61 163. 09 38. 66)( 40 0)7. 22 106kJ / h(5) 热衡算求换热器热负荷 Q5 平衡方程：

46、 Q1 Q2Q3 Q4 Q5代入数据求得： Q58. 21 107kJ / h4.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算4.6.1 计算依据图 4 水吸收塔的局部流程 气流量和组成与换热器出口器温度 40，压力 112Kpa。10，压力 101Kpa吸收液温度 54.6.2 物料衡算（1）进塔物料（包括气体和冷凝水）的组成和流量与换热器出口相同（2）出塔气的组成和量出塔干气含有C3H665. 69kmol / h（ 2758. 98kg / h）C3H879. 94kmol / h（ 3517. 36kg / h）O2386. 52kmol / h（12368. 64kg / h）N23919. 72

47、kmol / h（ 109752 . 07kg / h）CO2163. 09kmol / h（ 7175. 96kg / h）10水的饱和蒸汽压 pH O 1228Pa，总压为 101325Pa 出塔器中干气总量 65.69 79.94 386. 52 3919. 72 163. 09 4614. 96kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：12284614.96 56.62kmol /h 1019.16kg/h101325 1228出塔气总量为：2758.98 3517.36 12368.64 109752.07 7175.96 135573.01kg / h（3）塔顶加

48、入的吸收水量（a）出塔 AN 溶液总量出塔 AN 溶液中， AN 为 1.8%（wt ），AN 的量为 14401.34kg/h，因此，出塔 AN 溶液总量为 14401.34 / 0.018 800074.44kg / 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800074.44 135573.01 160652.3 31166.02 743829.13kg/h（4）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 、ACN 、HCN、ACL 的量与进塔气、液

49、混合物相同， AN 溶液中的水量按全塔水平衡求出。AN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 743829.13 37336.24 1019.16 705473.73kg/h（5）水吸收塔平衡如下：表 4.11 换水吸收塔的物料平衡组分C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计流量（ kmol/h ）65.6979.94342.79386.523919.72271.7247.5088.253.17.095082.126）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 、

50、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 Pl Elxl 或 Pi Ei xi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ACNE4atm405.3kPHCNE18atm1824kPACLE3333mHg 444.4kPANE8atm810kP(a) 丙烯腈AN塔底PAN0.0511125.71kPPAN xANEEAN0.007055.71810从以上计算可看出， xAN 0.006203 x ，可见溶液未达饱和(b)丙烯醛 ACLPACL 0.0006 112 0.0672kPPACL0.0672xACLEACL0.000151444.4塔底 ACL 。含量 xACL 0.0000723 xACL ，溶液未达饱和(c) 乙腈 ACNPACN 0.009 112 1.016kPPACN xACNE