年产5万吨丙烯腈合成工段工艺设计课程设计

1、年产3.5万吨丙烯睛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2物料流程图8带控制点的工艺流程图15答辩成绩20%仪态自然语百流畅语百流畅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

2、.5万吨丙烯睛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）丙烯睛水溶液4 .生产方法：丙烯氨氧化法5 .丙烯睛损失率：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，

3、A3图纸）；5 .编写设计说明书工作量1 .设计计算：1.5周2 .工2流程图与设计说明书：1周3 .答其0.5周工作计划周：物料衡算、热量衡算及主要设备的工艺设计计算第二周：回图，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3.5万吨丙烯睛合成工段工艺设计1第一部分概述11.1 丙烯睛的性质11.1.1 丙烯睛的物理性质11.1.2 丙烯睛的化学性质及应用21.2 丙烯睛的生产技术的发展31.2.1 国外的发展情况31.2.2 国内发展

4、概况41.3 丙烯睛生产工艺研究进展51.4 丙烯氨氧化的原理61.4.1 化学反应61.4.2 催化齐I7第二部分生产方案选择8第三部分工艺流程设计83.1 丙烯睛工艺流程示意图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

5、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284.6.3 热量衡算284.7 丙烯蒸发器热量衡算294.7.1 计算依据294.7.2 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304.8.1 计算依据304.8.2 热量衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量304.9 氨蒸发器热量衡算304.9.1 计算依据304.9.2 有关数

6、据304.9.3 热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量314.10 氨气过热器314.10.1 计算依据314.10.2 热衡算求气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量314.11 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t324.12 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33第五部分主要设备的工艺计算335.1 合成反应器335.1.1 计算依据335.1.2 浓相段直径335.1.3 浓相段高度345.1.4 扩大段（此处即稀相段）直径345.1.5 扩大段高度355.1.6 浓相段冷却装置的换

7、热面积355.1.7 稀相段冷却装置的换热面积365.2 空气饱和塔365.2.1 计算依据365.2.2 塔径的确定375.2.3 填料高度395.3 水吸收塔395.3.1 计算依据395.3.2 塔径的确定405.3.3 填料高度415.4 丙烯蒸发器435.4.1 计算依据435.4.2 丙烯蒸发器换热面积435.5 循环冷去喘455.5.1 计算依据455.5.2 计算换热面积455.6 氨蒸发器485.6.1 计算依据485.6.2 计算换热面积485.7 氨气过热器495.7.1 计算依据495.7.2 计算换热面积495.8 丙烯过热器505.8.1 计算依据505.8.2 计

8、算换热面积505.9 空气加热器515.9.1 计算依据515.9.2 计算换热面积515.10 循环液泵535.11 空气压缩机535.12 中和液贮槽54第五部分课程设计心得55第六部分附录566.1参考文献566.3附图57年产3.5万吨丙烯睛合成工段工艺设计摘要：本设计为年产3.5万吨丙烯月青的合成段工艺设计，在设计中采用了丙烯氨氧化制丙烯月青法，此法能有效降低生产成本。该设计对丙烯月青的性质、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月青过程中的物料衡算、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

9、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 丙烯睛的性质1.1.1 丙烯睛的物理性质丙烯月青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。丙烯月青，英文名Acrylonitrile（简称为ACN）,化学分子式：CH2=CH-CN;分子量：53.1。丙烯月青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、乙醴和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯月青在室内允许浓度为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

10、全防护措施。丙烯月青和水、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71C,共沸点中丙烯月青的含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯月青一苯乙烯一水三元共沸混合物。丙烯月青的主要物理性质见表1-2。表1-1丙烯睛与水的相互溶解度温度/C水在内烯睛中的溶解度（质量）/%丙烯睛在水中的溶解度（质量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.901506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10表1-2丙烯睛的主要物理性质性质指标性质指标性质指标沸点(101.3KPa)熔点/

11、C78.5C82.0燃点/C比热容Jkg-1,k-1蒸发潜热48120.92±0.03蒸汽压/KPa8.7C时6.67相对密度260.080632.6kJ/mol45.5C时33.33(d4)粘度(25C)0.34(077c)生成热(25C)151kJ/mol77.3C时101.32折射率（nD25）1.3888燃烧热1761kJ/mol临界温度246c闪点/C0聚合热（25C）72kJ/mol临界压力3.42MPa1.1.2 丙烯睛的化学性质及应用丙烯月青分子中含有双键及鼠基（-CN）,其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、月青基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都

12、发生在丙烯月青的C=C双键上，纯丙烯月青在光的作用下能自行聚合，所以在丙烯月青成品及丙烯月青生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醴（阻聚剂MEHQ对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯月青还能与苯乙烯、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。丙烯月青经电解加氢偶联反应可以制得已二月青。鼠基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯月青和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氟乙基化反应是丙烯月青与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯月青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

13、、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯月青与氨反应可制得1,3丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。丙烯月青主要用来生产ABSW脂，丙烯酰胺、丙烯酸2T维、己二月青和苯乙烯-己二月青树脂等，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150kto1.2 丙烯睛的生产技术的发展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月青工艺以来，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月青的唯一技术。Sohio丙烯月青工艺日趋完善，催化剂的改进已成为提高丙烯月青收率的主要因素。西欧有2个工厂曾采用由Distille

14、rsUgine开发的固定床丙烯氨氧化制丙烯月青的工艺，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，全世界的丙烯月青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，生成丙烯月青，并副产乙月青和氢氟酸等。BP公司(已收购Sohio公司)拥有丙烯月青生产装置所采用的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月青工艺，值得密切关注的是直接以丙烷为原料的合成丙烯月青工艺。1.2.2 规模向大型化发展近年来

15、国外丙烯月青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月青装置的规模多数为13万吨/年，甚至达2535万吨/年。由于装置规模的大型化，每万吨丙烯月青的建设投资大幅度下降，装置运行中的能耗和物耗降低，使丙烯月青生产成本降低，给企业带来了明显的经济效益。1.2.3 催化剂的开发及应用不断研究开发新一代催化剂是丙烯月青技术发展的又一趋势。催化剂是丙烯月青生产技术的关键所在，也是丙烯月青专利的核心。新型催化剂的开发及应用对丙烯月青工艺技术的发展和改进起着决定性的作用

16、。几十年来世界上从事丙烯月青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，BR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月青的单程收率，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月青工艺的发展提供了坚实的技术基础，也是丙烯月青生产技术提高和发展的一个重要标志。1.2.4 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月青技术，并建成多套千吨级规模装置。目前，中国石

17、化已开发出了具有自主知识产权的丙烯月青成套技术，其中包括MB系列丙烯月青催化剂、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、负压脱氟塔、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/年丙烯月青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/年丙烯月青装置改造至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，目前我国的内烯月青主要用于生产月青纶。从目前发展

18、水平看，我国月青纶产量远远满足不了市场的需求。近3年来我国月青纶的年消耗量约在125135万吨，尽管我国的月青纶生产能力已达到140万吨/年，而2005年丙烯月青的生产总量只有120万吨，只能满足月青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，用国内丙烯月青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月青装置的技术都是从国外引进。引进一套5万吨/年的丙烯月青装置，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月青成套技术，特别是采用国内技术兴建大型的丙烯月青装置是摆在我们面前的一项艰巨的任务。我国丙烯月青技术的开发工作已有40多年的历史，丙

19、烯月青生产也有30多年的经验。这些都为发展我国自己的丙烯月青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月青技术的开发，组织了一系列丙烯月青的重大技术攻关，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、复合萃取精储新工艺、负压脱鼠技术等，均已在国内大型丙烯月青装置上应用成功，使我国的丙烯月青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，使我国的丙烯月青总体技术达到了国际水平。为了发展我国的丙烯月青工业，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

20、中国石油化工总公司自己的5万吨/年丙烯月青装置的工艺包，命名为S-ANTSANT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，为我国丙烯月青工业的发展，为采用国内技术建设自己的丙烯月青装置，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/年丙烯月青装置以及1994年9月大庆石油化工总厂化工二厂5万吨/年丙烯月青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套丙烯月青装置已有7套采用了国产MB-82和MB-86催化剂，其余装置也

21、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“丙烯月青主装置成套国产化技术开发与工业应用”项目攻关。以MB-98丙烯月青催化剂、新型空气分布板和

22、丙烯-氨分布器、PV型旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氟塔、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的齐鲁丙烯月青装置改造成具有自主知识产权的4万t/a内烯月青国产化示范装置，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，而且生产每吨丙烯月青的丙烯单耗降到了1.077t,产品精制回收率提高了4.2%,副产品乙月青回收率提高到97.21%,也为开发10万t/a以上丙烯月青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，丙烯月青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套丙烯月青装置上推广应用，取得

23、了显著的经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯月青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，国产丙烯月青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 丙烯睛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，用此法生产的丙烯月青占总产量的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。止匕外，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月青。BP公

24、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%o随着环保要求的逐渐严格，丙烯月青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5烧技术治理丙烯月青尾气。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，处理丙烯月青尾气，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钱回收的提高丙烯月青精制回收率的第一代、第二代技术。通过急冷过程丙烯月青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、抑制丙烯月青的聚合反应

25、，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月青聚合损失。该技术通过了千吨级、万吨级工业试验，丙烯月青精制回收率已从原来的90%提高到94%,可为丙烯月青生产企业增加可观的经济效益，3个月就可收回全部投资，已在我国丙烯月青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，开发了丙烯月青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月青在气相中的聚合损失。万吨级工业试验结果表明，丙烯月青

26、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月青精制回收率的第二代技术，有效地增产了丙烯月青产品，具有显著的经济效益和社会效益，为我国丙烯月青新建装置、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：-3c-CH3cH=C»NH3-O2CH2=CHCN3H2O.H=-512.5kJ/mol与此同时，在催化剂二表面还发1：如F,系列卜:要的副反应，、.(1)生成乙月青(ACN):333CH3cH=CH2NRO2CRCN3H2

27、O222H=-362.3kJ/mol(2)生成氢氟酸(HCN)Q6CHCH=CH23NH33O23HCN6H2OH-315.5kJ/mol(3t成丙烯怪.CH3cH=CH2O2CH2=CHCHOH2OH=-353.1kJ/mol(4) 成一氧"碳.一_9_一CH3cH=CH2+-C23CO+3H2O：H-641kJ/mol上述副反应中任成乙月青和氢氟酸的反应是主要的。CO2、CO和H2O可以由丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯月青、乙月青等再次氧化得到。除上述副反应外，还有生成微量丙酮、丙月青、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

28、剂。(1) Mo系催化剂工北上最早使用的/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(460490c),丙烯月青收率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

29、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，丙烯转化率和丙烯月青收率都较高，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1：1(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，丙烯月青收率达75%左右,副产乙月青生成量甚少，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月青，其优点如下：(1)丙烯是目前大量生产

30、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月青产物。(3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氟酸和乙月青，都可以回收利用，而且丙烯月青成品纯度较高。(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烘与氢氟酸合成法，环氧乙烷与氢氟酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备(如乙焕发生装置和氟化氢合成装置)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

31、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230c左右进入氨中和塔，在7080c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钱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钱的废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用510c的水吸收丙烯月青和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯月青约1.8%的丙烯月青水溶液，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 丙烯睛工艺流程示

32、意图图13.2 小时生产能力按年工作日300天，丙烯月青损失率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：3500010001.061.03二5307.36kg/h30024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）丙烯月青产量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:丙烯睛AN）氧化氢乙睛（CAN）丙烯醛CO2摩尔收率0.

33、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110C,反应温度470C,出口气体温度360c4.1.2 物料衡算(1)反应器进口原料气中各组分的流量C3H6:100.03/0.6=166.72kmol/h=7002.1kg/h166.72一一C3H8：父0.15=29.42kmol/h=1294.53kg/h0.85NH3：166.721.05175.06kmol/h=2975.95kg/hO2：166.722.3=383.46kmol/h=12270.59kg/hH2O：166.723=500.16kmol/h=9

34、002.88kg/h383.46.N2:0.79=1442.54kmol/h=40391.12kg/h0.21(2)反应器出口混合气中各组分的流量丙烯月青：5307.36kg/hF=100.03kmol/h10一，3一一乙月青：x166.72x0.07=17.51kmol/h=717.77kg/h2丙烯醛：166.720.007=1.17kmol/h=65.53kg/hCO2:3166.720.12=60.02kmol/h=2640.84kg/hHCN:3166.720.065:32.51kmol/h=877.78kg/hC3H8：29.42kmol/h=1294.53kg/hN2:1442.

35、54kmol/h=40391.12kg/h39383.46-100.03-32.51-1.17-17.51-60.02O2:232二92.20kmol/h=2950.4kg/h1 21166. 72-32.51-1.17-17.51-100.01-60.02C3H6：333=23.02kmol/h=966.98kg/hNH3：175.06-32.51-17.51-100.03=25.01kmol/h=425.17kg/hH2O:500.163100.03232.51217.5160.021.17=961.48kmol/h=17306.64kg/h(3):反应器物料平衡表表4-2反应器物料平衡表

36、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)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78NH3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4612270.5914.2216.8292.202950.403.314.05N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.16900

37、2.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73丙烯睛0000100.035307.363.597.28乙睛000017.51717.770.630.98氧化氢000032.51877.781.171.20丙烯醛00001.1765.530.040.0911CO2000060.022640.842.163.62合计2697.3672937.171001002784.9172944.121001004.1,3热量衡算查阅相关资料获得各物质0110C、0360C、0470C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C3H6C3H8NH3O2N2H2OCpkJ

38、/(kg'K)0710c1.8412.052.3010.9411.0461.8830-360C2.6783.0132.6361.0041.0882.0080-470C2.9293.3472.9391.0461.1092.092物质ANHCNACNACLCO2CpkJ/(kg'K)0710c0-360C1.8741.6401.9331.9661.1300-470C2.0291.7242.102.1721.213(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25tC平均比热容用0tC的平均比热容代替，误差不大因此：H1=(7002.11,84112

39、94.532.052975.952.30112270.590.94140391.121.0469002.881.883)(25-110)=-7916940.23kJ/h：H2=3100.03103512.517.51103362.332.51103315.51.17103353.160.02103641)=-106752100kJ/h.：H3=(966.982.9291294.533.347425.172.9392950.41.04640391.121.10917306.642.0925307.362.029717.771.724877.782.165.532.1722640.841.213)

40、(470-25)=48814314.75kJ/h12:-:1.：h2：H3-7916940123-10675210048814314.75-一6585472548kJ/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：Q=（1-0.05）6585472548=62561989.21kJ/h浓相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽（饱和温度143C）143c饱和蒸汽始：isteam=2736kJ/kg143c饱和水始：iH2O=601.2kJ/kg所以：产生的蒸汽量=29305.78kg/h62561989.212736-601.2(2)稀相段热衡算求稀相段换热装置

41、的热负荷及产生蒸汽量以0c气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：Q1=(966.982.9291294.533.347425.172.9392950.41.04640391.121.10917306.642.0925307.362.029717.771.724877.782.165.532.1722640.841.213)(470-0)二51556691.98kJ/h离开稀相段的气体带出热为：Q2=(966.982.6781294.533.013425.172.6362950.41.00440391.121.08817306.642.0085307.361.874717.771.640877

42、.781.93365.531.9662640.841.130)(360-0)=.37873108.11kJ/h热损失取4%,则稀相段换热装置的热负荷为：Q=(1-0.04)(Q-Q)=(1-0.04)(5155669198-3787310811)=1313624051kJ/h稀相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为:c1313624。51G二2736-601.2=6153.38kg/h134.2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30C,相对温度80%,空压机出口气体温度170c

43、饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4)塔顶喷淋液为乙月青解吸塔釜液，温度105C,组成如下：表4-4塔顶喷淋液的组成组分ANACN氟醇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/hN2:1442.54kmol/h,即40391.12kg/hH2O:500.16kmol/h,即9002.88kg/h4.2.2 物料衡算(1)进塔空气量进塔干空气量=383.461442.54=1826kmol/h=52661.71kg/h查得30

44、C,相又t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：0.02252661.71=1158.56kg/h(2)进塔热水量气、液比为152.4,故进塔喷淋液量为：182622.42731702730.10131x0.263152.4=167.75m3/h塔顶喷淋液105c的密度为，因此进塔水的质量流量为:167.75958=160703.05kg/h(3)出塔湿空气量出塔气体中的。2、N2、H2O的量与反应器入口气体相同，因而:O2：383.46kmol/h,即12270.59kg/h14N2：1442.54kmol/h,即40391.12kg/hH2

45、O:500.16kmol/h,即9002.88kg/h(4)出塔液量塔内水蒸发量=9002.88-1158.56=7844.32kg/h所以，出塔液流量=160703.05-7844.32二152858.73kg/h4.2.3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:100%=21.5%500.16383.461442.54500.16根据分压定律，蒸汽的实际分压为：PHO=yH20P=0.2150.243=0.05225MPa饱和度为0.81,.所以饱和蒸汽分压应为：0.052250.810.0645MP=64500Pa查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90C

46、,因此，须控制出塔气体温度为90C,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月青解吸塔塔釜，105c(3)由热衡算求出塔热水温度t热衡算基准：0c气态空气，0c液态水170c进塔空气带入的热量Qi：_170c蒸汽燃值为2773.3kJ/kg,干空气在0l70C的平均比热容Cp=1.004kJ/(kgK)所以,Q1=(12270.59+40391.12)父1.004工(170-0)+1158.56x2773.3=12201335.11kJ/h出塔湿空气带出热量Q290c蒸汽燃2660kJ/kg,空气比热容取Cp=1.004kJ/kgKQ=(12270.5940391.12)

47、1.004(90-0)9002.882660国翁欧7晶»供热量Q315Q3=160703.054.184(105-0)=70600063.93kJ/h求出塔热水温度t出塔热水带出热量：Q=152858.734.184t=639560.93tkJ/h热损失按5%者，则/=0.05工(12201335.11+70600063.93)=4140069.95kJ/h热平衡方程Qi+Q3=Q2+Q4+Q损即12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95解彳#t=78.11C故，出塔热水温度为78.11C4.3氨中和塔物料衡算和

48、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，生成硫酸俊(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硫酸硫酸钱%wt68.530.030.020.0160.530.90100(5)进塔气温度l80C,出塔气温度76C,新鲜硫酸吸收剂温度30C(6)塔顶压力0.122MPa,塔底压力0.142MPa161氨中和塔；2一循环冷却器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俊氨和硫酸反应的方程式：2NH

49、H2SQ=(NH4”SQ(NHJzSQ的生成量，即需要连续排出的(NH4SQ的流量为:425.17132217=1650.66kg/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1650.66/0.309=5341.94排放的废液中各组分的量：H2O:5341.940.6853=3660.83kg/hAN:5341.940.0003=1.60kg/hCAN:5341.940.0002=1.07kg/hHCN:5341.940.00016=0.85kg/hH2SO4:5341.940.005=26.71kg/h(NH4)2SO4：5341.940.309=16

50、50.66kg/h(2)需补充的新鲜吸收剂(93%的H2SO4)的量为：(5341.940.005425.1798217)/0.93=1346.45kg/h(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=1.17kmo

51、l/hHCN:877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/hCO2:2640.84kg/h=60.02kmol/hH20:17306.64+1346.45X0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h174.3,3热量衡算(1)出塔气体温度736347363460.0232511.17175010Q021442549220230229.42=0.298塔顶气体中实际蒸汽分压为：PH2O=yH20P=0.298X0.122=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:PH；O=0.03640.980.0371M

52、Pa入塔喷淋液的硫酸俊含量为:10030.968.53=45g(NH)2SQ/100gH0表4-6硫酸钱上方的饱和蒸汽压:7量温一苣404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109根据入塔喷淋液的硫酸俊含量和PH2O的值，内插得到出：塔气的温度为76.7C(2)入塔喷淋液温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7C,故为70C(3)塔釜排出液温度yH2O=0.3452入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH20P=0.3452X0.142=0.049MPa在釜液(NH4)2SO4含量(45g(NHO2SQ/

53、100gH2。)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83.53C,设塔釜液温度比饱和温度低2.53C即81C。又查硫酸俊的溶解度数据得知，80c时.每100g水能?§解95.3g硫酸俊，而釜液的硫酸俊含量为(45g(NH4)2SQ/100gH2。)，所以釜液温度控制81c不会有硫酸俊结晶析出,(4)热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量18塔藩带出座灌图3氨中和塔的热量衡算一氨中和塔；2一循环冷却器作图的虚线方框列热平衡方程得Ql+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9入塔气体带入热入塔气体带入热量Qi=2.53X106kJ/h出塔气体带出热表4-7各组分在076.7C的平均比热容组分C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO2Cp1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.98