年产3000吨丙烯氰(AN)合成工段换热器工艺设计1

年产3000吨丙烯氰合成工段换热器工艺设计目录一、设计说明……………31.1概述……………31.2丙烯腈生产技术的发展概况…………………31.2.1国外的发展情况………1.2.2国内的发展情况………1.3世界范围内产品的生产厂家、产量…………61.4世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析………………71.4.1环氧乙烷法……………1.4.2乙炔法…………………71.4.3丙烯氨氧化法…………71.5设计任务………………………8二、生产方案……………82.1工艺技术方案及原理………82.2主要设备方案………………92.2.1催化设备………………92.2.2控制系统………………10三、物料衡算和热量衡算……………103.1生产工艺及物料流程………103.2小时生产能力………………143.3物料衡算和热量衡算………143.3.1反应器的物料衡算和热量衡算……143.3.2废热锅炉的热量衡算………………173.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算…………………3.3.4氨中和塔物料衡算和热量衡算……213.3.5换热器物料衡算和热量衡算………3.3.6丙烯蒸发器热量衡算………………3.3.7丙烯过热器热量衡算………………3.3.8氨蒸发器热量衡算…………………3.3.9气氨过热器…………3.3.10混合器………………3.3.11空气加热器的热量衡算……………3.3.12吸收水第一冷却器…………………3.3.13吸收水第二冷却器…………………36四、主要设备的工艺计算………………374.1空气饱和塔…………………374.2水吸收塔……………………404.3合成反应器…………………434.4废热锅炉……………………45五、环境保护要求………………………465.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理……46六、参考文献……………501设计说明1.1概述丙烯腈【化学式】：CH2═CHCN，在常温下是无色透明液体，味甜，微臭，沸点77.5℃，凝固点-83.3℃，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7.3％(w)，水在丙烯腈中的溶解度为3.1％(w)。其蒸气与空气形成爆炸混合物，爆炸极限为3.05～17.5％(v)。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88％(w)，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0.002mg/L。丙烯腈分子中有双键()和氰基()两种不饱和键，化学性质很活泼，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C=C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。1.2丙烯腈生产技术的发展概况1.21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25～35万吨/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国内的发展情况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14亿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125～135万吨，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。预计到2012年我国的腈纶消耗量为180万吨/年左右，国内生产能力将达到185万吨/年。另外，再加上ABS(丙烯腈、丁二烯、苯乙烯共聚物)、SAN(苯乙烯、丙烯腈共聚物)等合成树脂、丁腈橡胶、己二腈、丙烯酰胺及其衍生物等对丙烯腈的需求，有关部门预计到2012年我国丙烯腈的需求量将超过180万吨/年。我国从60年代初着手丙烯腈技术的研究开发工作，70年代初在全国各地兴建了12套中小型丙烯腈生产装置，其中生产能力最大为1万吨/年，多数是千吨级的工厂。80年代开始我国丙烯腈工业发展很快，2008年底已形成的生产能力达126万吨/年的规模。到2012年我国丙烯腈生产总能力可达到185万吨/年，仅次于美国和日本，居世界第三位。如按到2010年我国丙烯腈需要量为160万吨/年计，还需增加20万吨/年的生产能力。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。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世界范围内产品的生产厂家、产量2010年全球主要丙烯腈生产企业及产能统计产能排序生产厂家国家和地区生产能力/(万t.a-1)1英力士集团德国，美国104.32Asccend性能材料公司美国52.23旭化成日本50.04台塑中国台湾省32.05巴斯夫英国28.06东西石化公司韩国27.37上海赛科上海市26.08帝斯曼荷兰25.99TaeKwang工业韩国25.010氰特工业美国22.711吉林石化公司吉林市21.012Dia-NitrixCoLtd日本20.513台湾石化中国台湾省19.014LUKOII俄罗斯18.515MitsubishiRayon日本13.316BP美国13.017其他78.8合计619.51.4世界范围内生产该产品的所有工艺及其分析1.4.1环氧乙烷法由环氧乙烷和氢氰酸制得氰乙醇，然后以碳酸镁为催化剂，于200-220℃脱水制得丙烯腈。此法生产的丙烯腈原料昂贵，且氢氰酸毒性大，已被淘汰。1.4.2乙炔法由乙炔与氢氰酸作用而得，反应为常压，温度80-90℃，用氯化亚铜和氯化铵为催化剂。该法特点是：生产过程简单，但副产物种类较多，不易分离。1960年以前，该法是世界各国生产丙烯腈的主要方法，现基本淘汰。1.4.3丙烯氨氧化法以丙烯、氨氧和空气中的氧为原料制得，主要副产物为氢氰酸、乙腈、丙烯醛、CO2和CO。C3H6+NH3+1.5O2→CH2=CHCN+3H2O典型的生产过程为，原料气体以丙烯I氨I空气=1.0I1.15I10.5（mol）的比例从底部进入流化床反应器，反应温度440C，压力63.74kPa。反应热用软水循环回收，发生高压蒸汽。反应气体冷却后，洗涤、吸收、精馏后得到高纯度产品.该方法具有原料易得、工艺过程简单、产品成本低等优点。该方法是目前国内外主要生产方法。1.5设计任务设计项目名称年产3000吨丙烯腈合成工段换热器工艺设计生产方法以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。生产能力年生产天数300天，产量3000t/a丙烯腈。原料组成液态丙烯原料含丙烯85%（mol）；液态氨原料含氨100%。工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈约1.8%（wt）。2生产方案2.1工艺技术方案及原理20世纪60年代以前，丙烯腈的生产采用环氧乙烷、乙醛、乙炔等为原料和HCN反应制得，但HCN有剧毒，生产成本高。1960年美国Standard石油公司(Sohio)(现BP公司)开发成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工艺，又称Sohio法。由于丙烯价廉易得，又不需剧毒的HCN，从此丙烯腈的生产发生了根本的变化。迄今为止，丙烯腈的工业生产都以此方法进行。

丙烯氨氧化制丙烯腈主要有五种工艺路线，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、MontedisonUOP和O.S.W法，上述五种工艺路线的化学反应完全相同，丙烯、氨和空气通过催化剂生成丙烯腈，其中Sohio法和Montedison-UOP法采用流化床反应器，其他方法采用固定床反应器。相比较而言，Sohio法有一定的先进性，Snam法和Distillers-Ugine法丙烯的消耗定额比较高，而固定床反应器的单台生产能力远小于流化床反应器，不利于扩大生产能力，而且固定床反应温度难以实现最优化操作，因此，目前Sohio法应用比较普遍，约占全球总生产能力的90％。中国引进的也是Sohio技术。丙烯氨氧化的原理：化学反应在工业生产条件下，对于丙烯氨氧化法，主反应生成丙烯腈，是一个非均相反应；与此同时，在催化剂表面还发生一系列副反应主反应：C3H6+NH3+1.5O2→CH2=CHCN+3H2O该反应的反应热为：（-△Hr）=512.5KJ/mol主要的副反应和相应的反应热数据如下：（1）生成氢化氰（HCN）C3H6+3NH3+3O23HCN+6H20（-△Hr）298=315.1kJ/mol (2)生成丙烯醛（ACL）C3H6+O2CH2=CH-CHO+H2O（-△Hr）298=353.1kJ/mol(3)生成乙腈（ACN）C3H6+3/2NH3+3/2O23/2CH3CN+3H2O（-△Hr）298=362.3kJ/mol (4)生成CO2和H2OC3H6+9/2O23CO2+3H2O（-△Hr）298=641kJ/mol上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的，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。反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等，因此，工业产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。2.2主要设备方案2.2.1众所周知，在丙烯腈生产中，催化剂起着十分重要的作用。催化剂正在不断地更新换代，实践证明，居世界领先水平的催化剂有美国BP的C-49MC、日本化学公司

的NS-733D以及我国的MB-93、

MB-96等。这些催化剂的应用都可为丙烯腈的生产带来显著的经济效益。从催化剂的国产化方面考虑，结合扩能改造，应逐步采用效能

更为优异的MB-93和MB-96催化剂，当然，也应继续开发应用其他性能优良的催化剂。

其余的车间工段装置，在相应的车间工段设立控制室，进行监视控制操作。锅炉房电站生产装置的运行控制方式，采用炉机集中控制。（包括炉、机、除氧给水系统）。将炉机控制室设在装置建筑物内，以利于对机组进行监视控制。2.选用一套中心DCS系统，分别对仪表进行控制。对连锁较多的装置还采用PLC系统。DCS及PLC系统考虑进口。在线自动分析仪表，基本上采用国内引进技术生产的红外线自动分析器和紫外线自动分析器，在线质谱仪考虑进口，在线色谱仪选用国内引进技术生产的或者进口。本系统也考虑了能联结全厂生产调度，操作管理站即生产总调度站，以及电气控制站及其马达控制中心和马达的驱动装置，从而实现生产过程综合自动化。合成丙烯腈生产过程中，为了达到最佳的合成效果，H2/N2必须进行严格控制，由于工艺过程对H2/N2配比干扰因素较多，应迅速检测出氢氮比，为此选用采集周期短的质谱仪测出氢氮比，从而能实现多变量预估控制，并使合成塔入口的氢氮比，波动最小，得到最佳氢氮比，产生最好的经济效益。3物料衡酸和热量衡算3.1生产工艺及物料流程丙烯氨氧化生产丙烯腈的工艺流程主要分三部分：反应部分、回收部分和精制部分。其工艺过程可简单表示如下：水吸收水吸收回收部分精制部分反应部分丙烯腈HCN乙腈尾气水硫酸铵液稀硫酸丙烯空气氨气氨中和及冷却产物和副产物分离产物和副产物精制反应换热生产工艺流程图如下：流程简介如下：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。混合气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70～80℃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。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。主要设备装配图：流化床反应器1.空气分布板;2.丙烯和氨分配管；3.U形冷却管;4.旋风分离3.2小时生产能力按年工作日300天，丙烯腈损失率3.1%、设计裕量6%计算，丙烯腈小时产量为=455.36kg/h3.3物料衡算和热量衡算3.3.(1)计算依据a.丙烯腈产量：455.36kg/h,即8.60kmol/hb．原料组成（摩尔分数）：含C3H685%,C3H815%c．进反应器的原料配比（摩尔分数）为：C3H6:NH3:O2:H2O＝1:1.05:2.3:3d.反应后各产物的单程收率如表物质丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈（ACN）丙烯醛（ACL）摩尔收率0.60.0650.070.0070.12e.操作压力：进口0.203MPa,出口0.162MPaf.反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃g.化学参数如表：主要物质C3H6C3H8NH3丙烯腈乙腈丙烯醛摩尔质量kg/kmol424417534156（2）物料衡算a.反应器进口原料气中各组分的流量C3H68.60/0.6=14.3kmol/h=600.6kg/hC3H8(14.3/0.85)×0.15=2.52kmol/h=110.88kg/hNH314.3×1.05=15.02kmol/h=255.34kg/hO214.3×2.3=32.89kmol/h=1052.48kg/hH2O14.3×3=42.90kmol/h=772.2kg/hN2（32.89/0.21）×0.79=123.73kmol/h=3464.44kg/hb.反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈(AN)8.60kmol/h=455.36kg/h乙腈(ACN)3/2×14.3×0.07=1.50kmol/h=61.56kg/h丙烯醛(ACL)14.3×0.007=0.10kmol/h=5.60kg/hCO23×14.3×0.12=5.15kmol/h=226.6kg/hHCN3×14.3×0.065=2.79kmol/h=75.33kg/hC3H82.52kmol/h=110.88kg/hN2123.73kmol/h=3464.44kg/hO232.89-(3/2)×8.60-2.79-0.10-1.50-9/(3×2)×5.15=7.88kmol/h=252.16kg/hC3H614.3-（1/3）×2.79-0.10-（2/3）×1.50-8.60-（1/3）×5.15=2.05kmol/h=86.10kg/hNH315.02-8.60-1.50-2.79=2.31kmol/h=39.27kg/hH2O42.9+3×8.60+2×1.50+2×2.79+5.15+0.10=82.53kmol/h=1485.54kg/hc.反应器物料平衡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)C3H614.3600.66.1819.62.0586.100.8271.325C3H82.52110.881.0911.7752.52110.881.061.775NH315.02255.346.494.082.3139.270.8980.583O232.891052.4814.2216.827.88252.163.3124.046N2123.733464.4454.3855.38123.733464.4457.8255.4H2O42.90772.218.5412.3482.531485.5434.4923.71AN00008.60455.363.5947.271ACN00001.5061.560.62890.9843HCN00002.7975.331.1681.231ACL00000.105.600.0420.0896CO200005.15226.62.5163.622合计231.366255.94100100239.166262.84100100（3）热量衡算物质C3H6C3H8NH3O2N2H2O0~110℃1.8412.052.3010.9411.0461.8830~360℃2.6783.0132.6361.0041.0882.0080~470℃2.9293.3472.9391.0461.1092.092各物质0~t℃的平均定压比热容物质ANHCNACNACLCO20~360℃1.8741.6401.9331.9661.1300~470℃2.0291.7242.102.1721.213假设如下热力学途径：470°C，浓相段出口混合气470°C，浓相段出口混合气△H110°C，反应器入口混合气△H3△H3△△H125°C，浓相段出口混合气25°C，浓相段出口混合气△H225°C，反应器入口混合气各物质25～t℃平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此，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△H1=(600.6×1.841+110.88×2.05+255.34×2.301+1052.48×0.941+3464.44×1.046+772.2×1.833)(25-100)=-5.96×kJ/h△H2=-(8.60×512.5+1.50×362.3+2.79×315.1+0.10×353.1+5.15×641)×=-9.17×kJ/h△H3=(86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+3464.44×1.109+1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213)(470-25)=4.23×kJ/h△H=△H1+△H2+△H3=-5.54×kJ/h若热损失取ΔH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：Q=(1-0.05)×5.54×=5.26×kJ/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∴产生的蒸汽量为G==246.39kg/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Q1=(86.10×2.929+110.88×3.347+39.27×2.939+252.16×1.046+3464.44×1.109+1485.54×2.092+455.36×2.209+61.56×2.10+75.33×1.724+5.60×2.172+226.6×1.213)(470-0)=4.468×kJ/h离开稀相段的气体带出的热为Q2=(86.10×2.678+110.88×3.013+39.27×2.636+252.16×1.004+3464.44×1.088+1485.54×2.008+455.36×1.874+61.56×1.933+75.33×1.64+5.60×1.966+226.6×1.130)(360-0)=3.253×kJ/h若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为Q=(1-0.04)(Q1-Q2)=(1-0.04)(4.468-3.253)×=1.166×kJ/h稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽∴产生的蒸汽量为G=3.3.2废热锅炉的热量衡算（1）计算依据a.入口气体和出口气体的组成与反应器出口气体相同b.入口气体温度360℃，压力0.162Mpac.出口气体温度180℃，压力0.152MPad.锅炉水侧产生0.405Mpa的饱和蒸汽（2）热衡算以0℃气体为衡算基准各物质在0~180℃的平均比热容为物质H2O2.0712.3432.4060.9621.0541.925物质ANHCNACNACL1.5521.4851.6071.5861.004a．入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热）Q1=3.253×kJ/hb．出口气体带出热Q2=（86.10×2.071+110.88×2.343+39.27×2.406+252.16×0.962+3464.44×1.054+1485.54×1.925+455.36×1.552+61.56×1.485+75.33×1.607+5.60×1.586+226.6×1.004)（180-0）=1.520×kJ/hc．热衡算求需要取出的热量Q按热损失10%计，需取出的热量为Q=(1-0.1)(Q1-Q2)=0.9(3.253-1.520)×=1.560×kJ/hd.产生蒸汽量∴产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为：3.3.（1）计算依据a.入塔空气压力0.263Mpa，出塔空气压力0.243Mpab.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152.4（体积比），饱和度0.81d.塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下：物质ANACN氰醇ACLH2O合计%（wt）0.0050.0080.00050.000299.986100e.塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O232.89kmol/h即为1052.48kg/hN2123.73kmol/h即为3464.44kg/hH2O42.90kmol/h即为772.2kg/h(2)物料衡算a.进塔空气量进塔干空气量等于32.89+123.73=156.62kmol/h=4517kg/h查得30℃，相对湿度80%时空气湿含量为0.022水气/kg干空气，因此，进塔空气带入的水蒸气量为0.022×4517=99.37kg/hb.进塔热水量液比为152.4，故进塔喷淋液量为=14.86塔顶喷淋液（105℃）的密度为958，因此进塔水的质量流量为14.86×958=14235.88kg/hc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，因此O232.89kmol/h即为1052.48kg/hN2123.73kmol/h即为3464.44kg/hH2O42.90kmol/h即为772.2kg/hd.出塔液量塔内水蒸发量=772.2-99.37=672.83kg/h∴出塔液流量=14235.88-672.83=13563.05kg/he.饱和塔物料衡算表成分入塔气出塔气kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)O232.891052.4820.422.8832.891052.4816.4819.90N2123.733464.4476.7575.32123.733464.4462.0165.50H2O5.5299.378.851.842.90772.221.5114.60AN00000000ACN00000000氰醇00000000ACL00000000合计162.144616.29100100199.525289.12100100入塔喷淋液塔釜排出液kg/h%(wt)kg/h%(wt)0000000014233.9399.98613561.1999.9850.71180.0050.67820.005251.13890.0081.08500.00840.07120.00050.06780.000530.02850.00020.02710.0002114235.8810013563.05100(3)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0.215，根据分压定律，蒸汽的实际分压为因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为：0.05655/0.81=0.0698Mpa=69800Pa查饱和蒸汽表，得到对应的饱和温度为90℃，因此，必须控制出塔气体温度在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段乙腈解吸塔塔釜，105℃c.由热衡算求出热水温度t热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水（a）170℃进塔空气带入热量Q1170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~170℃的平均比热容为Q1=(1052.48+3464.44)×1.004(170-0)+(2773.3×99.37)=1.047×kJ/h（b）出塔湿空气量带出热量Q290℃蒸汽焓2660kJ/kg，，空气比热容取1.044kJ/(kg·K)Q2=(1052.48+3464.44)×1.044(90-0)+772.2×2660=2.478×kJ/h（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3Q3=14235.88×4.184(105-0)=6.25×kJ/h(d)求出塔热水温度t出塔热水带出的热量用Q4表示则Q4=13563.05×4.184t=56747.8t热损失按5%计，则Q=0.05(1.047×+4.23×)=2.640×kJ/h热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q代入数据：1.047×+6.25×=2.478×+56747.8t+2.640×解得：t=80℃因此，出塔热水温度为80℃3.3.（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.塔底出口液体的组成如下：组分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)2SO4合计%（wt）68.530.030.020.0160.530.90100ｅ.进塔温度180℃，出塔温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃ｆ.塔顶压力0.122，塔底压力0.142（２）物料衡算a.排出的废液量及其组成进塔其中含有72.95kg/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：硫酸铵的生成量，即需要连续排出的的流量为=152.46kg/h上式中132是(NH4)2SO4的分子量，17是NH3的分子量塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为：152.46/0.309=493.40kg/h排出的废液中，各组分的量：H2O493.40×0.6853=338.13kg/hAN493.40×0.0003=0.1480kg/hACN493.40×0.0002=0.0987kg/hHCN493.40×0.00016=0.0789kg/hH2SO4493.40×0.005=2.467kg/h(NH4)2SO4493.40×0.309=152.46kg/hb．需补充的新鲜吸收剂（93%H2SO4）的量为：c．出塔气体中个组分的量C3H686.10kg/hC3H8110.88kg/hO2252.16kg/hN23464.44kg/hAN455.36-0.1480=455.21kg/hACN61.56-0.0987=61.46kg/hACL5.6kg/hHCN75.33-0.0789=75.25kg/hCO2226.6kg/hH2O出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出水1485.54+124.36×0.07-338.13=1156.12kg/hd.氨中和塔循环系统物料平衡表成分入塔气新鲜吸收液kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kg/h%(wt)C3H62.0586.100.8271.32500C3H82.52110.881.061.77500NH32.3139.270.8980.58300O27.88252.163.3124.04600N2123.733464.4457.8255.400H2O82.531485.5434.4923.718.717AN8.60455.363.5947.27100ACN1.5061.560.62890.984300HCN2.7975.331.1681.23100ACL0.105.600.0420.089600CO25.15226.62.5163.62200H2SO40000115.6593(NH4)SO4000000合计239.166265.84100100124.36100组分排放废液出塔气Kg/h%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H6002.0586.100.8271.325C3H8002.52110.881.061.775NH3000000O2007.88252.163.3124.046N200123.733464.4457.8255.4H2O338.1368.5364.2071156.1234.4923.71AN0.14800.038.597455.213.5947.271ACN0.09870.021.49861.460.62890.9843HCN0.07890.0162.78775.251.1681.231ACL000.105.600.0420.0896CO2005.15226.62.5163.622H2SO42.4670.50000(NH4)SO4152.4630.90000合计493.40100218.525893.82100100（3）热衡算a.出塔气体温度塔顶气体中实际气体分压为设饱和度为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，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa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的值，内插得到出塔气的温度为76℃b.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℃c.塔釜排出液温度入塔气蒸气分压PH2O=yH2Op=0.3452×0.142=0.049MPa,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0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表10.1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)2SO4/100gH2O,所以釜液温度控制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(a)入塔气体带入热Q1入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同，Q1=1.520×kJ/h(b)出塔气体带出热Q2各组分在0~76℃的平均比热容的值如下物质C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO21.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(86.10×1.751+110.88×1.966+252.16×0.9414+3464.44×1.046+1485.54×1.883+455.36×1.347+61.56×1.406+75.33×1.393+5.60×1.343+226.6×0.921)(76-0)=6.11×kJ/h(c).蒸汽在塔内冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气体带出蒸汽=1485.54-1156.12=329.42kg/h蒸汽冷凝热为2246.6kJ/kg∴Q3=329.42×2246.6=7.401×kJ/h(d).有机冷凝放热Q4AN的冷凝量0.1480kg/h，其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量0.0987kg/h，其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量0.0789kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg∴Q4=0.1480×615+0.0987×728+0.0789×878.6=232.195kJ/h(e).氨气和放热Q5每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ∴Q5=152.46×1000×273.8/132=3.16×kJ/h(f).硫酸稀释放热Q6硫酸稀释放热为749kJ/kgH2SO4∴Q6=124.36×749=9.315×kJ/h(g)塔釜排放的废液带出热量Q7塔釜排放的废液中H2O与(NH4)2SO4的摩尔比为/，查氮肥设计手册得此组分的硫酸铵水溶液比热容为3.347kJ/（kg·K）∴Q7=493.40×3.347×（81-0）=1.3376×kJ/h (h)新鲜吸收剂带入热Q830℃、93%H2SO4的比热容为1.603kJ/（kg·K）∴Q8=124.36×1.603×（30-0）=5980.47kJ/h(i)求循环冷却器热负荷Q9 因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程：Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q91.520×+7.401×+232.195+3.16×+9.315×+5980.47=6.11×+1.3376×+Q9解得：Q9=1.9307×kJ/h（j）循环冷却器的冷却水用量W设循环冷却器冷却水上水温度为32℃，排水温度为36℃，则冷却水用量为e.求循环液量m30℃循环液的比热容为3.368kJ/（kg·K），循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3.364kJ/（kg·K）。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：m×3.368t+5172.56=(m+124.36)×3.364×70（1）对循环冷却器列热平衡方程得：m×3.347×81-m×3.368t=（2）联立（1）和（2），解得m=54375.917kg/ht=70.04℃3.3.5换换热器AN溶液去精制换热器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76℃40℃(1)计算依据进口气体76℃，组成和流量与氨中和塔出口气体相同；出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa。(2)物料衡算出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为=55.32mmHg=7.375kPa设出口气体中含有Xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有：7.375解得：X=10.525kmol/h=189.45kg/h∴蒸汽的冷凝量为1156.12-189.45=966.67kg/h因此得到换热气体壳方的物料平衡如下:流量和组成组分入口气体出口气体冷凝水kmol/hKg/h%(mol)%(wt)kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(wt)C3H62.0586.100.8981.4022.0586.100.8981.402C3H82.52110.881.1481.8772.52110.881.1481.877O27.88252.163.604.2827.88252.163.604.282N2123.733464.4456.3158.58123.733464.4456.3158.58H2O64.2071156.1229.8019.9310.525189.456.3013.811966.67100AN8.597455.213.9047.6928.597455.213.9047.692ACN1.49861.460.681.041.49861.460.681.04HCN2.78775.251.2691.2732.78775.251.2691.273ACL0.105.600.0450.09460.105.600.0450.0946CO25.15226.62.3423.835.15226.62.3423.83合计218.525893.82100100164.838492767100(3)热衡算a.换热器入口气体带入热Q1=6.11×kJ/hb.蒸汽冷凝放热Q2=966.67×2401.1=2.321×kJ/hc.冷凝液带出热Q3=966.67×4.184(40-0)=1.618×kJ/hd.出口气体带出热Q4组分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3562.7652.0965.6138.66出口气体各组分在0~40℃的平均比热容如下：Q4=(2.05×61.92+2.52×72.38+7.88×29.46+123.73×29.29+10.525×36.75+8.597×63.35+1.498×52.09+2.787×62.76+0.10×65.61+5.15×38.66)(40-0)=2.222×kJ/he.热衡算求换热器的热负荷热平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入数据：6.11×+2.321×=1.618×+2.222×+Q5解得：Q5=2.548×kJ/h2.3.6丙烯蒸发器热量衡算（1）计算依据蒸发压力0.405Mpa；加热剂用0℃的冷盐水，出口温度-2℃；丙烯蒸发量600.6kg/h（2）有关资料a.0.405Mpa下丙烯的沸点为-13℃，汽化热410KJ/kgb.0.405Mpa下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6KJ/kg（3）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Q1Q1=600.6×410=2.462×kJ/hb.丙烷蒸发吸收的热Q2Q2=110.88×376.6=4.176kJ/hc.丙烯蒸发器的热负荷Q若冷损失按10%考虑，则Q=1.1(2.462×+4.176)=3.168×kJ/hd.冷冻水用量为3.3.7（1）计算依据丙烯进口温度-13℃，出口温度65℃，用0.405Mpa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1.464KJ/(kg.K)，丙烷气比热容1.715KJ/(kg.K)，热损失按10%考虑，需要加热蒸汽提供的热量为Q=1.1(600.6×1.464+110.88×1.715)[65-(-13)]=9.176kJ/h加热蒸汽量为上式中2138kJ/kg是0.405MPa蒸汽的冷凝热3.3.（1）计算依据a.蒸发压力0.405MPa。b.加热剂用0.405MPa饱和蒸汽，冷凝热为2138kJ/h（2）有关资料0.405MPa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ/kg（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QQ=255.34×1276×1.1=3.584×kg/h加热蒸汽量为3.3.9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0.405Mpa蒸汽为加热剂。c.气氨流量778.9kg/h（2）热衡算求其气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量氨气的比热容为2.218KJ/(kg.K)，冷损失按10%算，则气氨过热器的热负荷为Q=255.34×2.218[65-(-7)]×1.1=4.485kg/h加热蒸汽用量为3.3.10混合器（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量255.34kg/h；丙烯气进口温度65℃，流量600.6kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量110.88kg/h；出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器（2）热衡算求进口湿空气的温度t，以0℃为热衡算基准。C3H6、C3H8、NH3在0~65℃的平均比热容如下表物质KJ/(kg.K)1.5691.822.197a.气态丙烯，丙烷带入热Q1Q1=(600.6×1.569+110.88×1.82)(65-0)=7.437kg/hb.气态氨带入热Q2Q2=255.34×2.197(65-0)=3.646kg/hc.湿空气带入热Q3N2、O2和蒸汽0~136℃的平均比热容分别为1.046KJ/(kg.K)，1.841KJ/(kg.K)，1.925KJ/(kg.K)。Q3=(3464.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(t-0)=7047.9tkJ/hd.混合气出口带出热Q4Q4=600.6×1.569+110.88×1.82+255.34×2.197+3464.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(110-0)=9.628×kJ/he.热衡算求进口湿空气的温度t，热损失按10%考虑0.9（Q1+Q2+Q3）=Q4代入数据：0.9(7.437+3.646+7047.9t)=9.628×解得：t=136℃3.3.11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O2N2H2O合计Kg/h1052.483464.44772.25289.12（2）热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量N2、O2和蒸汽90~136℃的平均比热容分别为1.046KJ/(kg.K)，1.841KJ/(kg.K)，1.925KJ/(kg.K)。热损失按10%考虑，空气加热器的热负荷为Q=(3464.44×1.046+1052.48×1.841+772.2×1.925)(136-90)×1.1=3.566×kJ/h用0.608MPa蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066KJ/kg，加热蒸汽用量为3.3.12（1）计算依据a.吸收水来自空气饱和塔釜液槽，流量为23569.01kg/h，温度为83.8℃b.吸收水出口温度40℃.c.冷却剂极为循环水，进口32℃，出口40℃（2）热衡算求冷却器的热负荷和冷却剂用量冷却器热负荷Q=23569.01×4.184(83.8-40)=4.3192×kJ/h冷却剂（循环水）用量为3.3.13吸收水第二冷却器（1）计算依据吸收水进口温度为40℃，出口温度25℃冷却剂为深井水，进口温度18℃，出口温度21℃吸收水流量为23569.01kg/h（2）热衡算求冷却器的热负荷和深井水用量冷却器热负荷Q=23569.01×4.184(40-25)=1.4792×kg/h深井水用量4主要设备的工艺计算4.1空气饱和塔计算依据进塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h32.89123.735.52162.14Kg/h1052.483464.4499.374616.22出塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h32.89123.7342.90199.52kg/h1052.483464.44772.25289.12c.塔顶喷淋液量14235.88kg/h，温度105℃塔底排出液量13563.05kg/h，温度79℃.塔底压力0.263Mpa，塔顶压力0.243Mpa入塔气温度170℃，出塔气温度90℃.填料用ф50504.5陶瓷拉西环（乱堆）（2）塔径的确定拉西环的泛点速度计算公式为(A)式中——泛点空塔气速，m/s；g——重力加速度，9.81m/;_____干填料因子，m-1；——气相和液相密度，；L，G——液相和气相流量；kg/h——液体的粘度，mPa.(cP).50×50瓷拉西环的干填料因子为177.塔顶处：=958kg/m3L=14235.88kg/hG=5289.12kg/h=0.282mPa.s把数据带入（A）式： 解得：=1.743m/s泛点率取75%，则气体空塔速度为：W=0.751.743=1.307m/s出塔操作条件下的气量；塔径应为塔底处：=975kg/m3L=13563.05kg/hG=4616.29kg/h=0.38mPa.s把数据带入（A）式解得=1.721m/s气体空塔速度为·W=0.75=0.75×1.768=1.291m/s入塔气在操作条件下的气量：塔径为取塔径为0.9m（3）填料高度空气水饱和塔的填料高度确定必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，以减少污水处理负荷并回收ACN等副产物。c．按工厂实际经验，取填料高度11m4.2水吸收塔（1）计算依据a.进塔气体流量和组成组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNACLHCNCO2合计Kmol/h2.052.527.88123.7310.5258.5971.4980.102.7875.15164.838Kg/h86.10110.88252.163464.44189.45455.2161.465.6075.25226.64927.15b.出塔气体流量和组成组分C3H6C3H8O2N2H2OANCO2合计Kmol/h2.052.527.88123.731.734少量5.15143.064Kg/h86.10110.88252.163464.4431.21少量226.64171.39随入塔气进入的凝水为966.67kg/h。c.塔顶喷淋液量23569.01kg/h,含ANO.005%(wt),温度5℃。d.塔底排出液量25291.44kg/h,温度15.2℃。e.塔底压力112kPa,塔顶压力lOlkPa。f.人塔气温度40℃,出塔气温度10℃。g.出塔气体中AN含量不大于0.055%(wt)h.填料用250Y型塑料孔板波纹填料。塔径的确定塑料孔板波纹填料的泛点气速计算公式为按塔底情况计算=997kg/m3L=23569.01kg/hG=4927.15kg/h=1.154mPa.s（cP）a=240m2/m3E=0.97带入数据得解得=2.33m/s空塔气速为（泛点率去70%）W=0.7=1.631m/s气体在操作条件下的流量为塔径为m所以取塔径为1.0m。（3）填料高度液体的喷淋密度塑料孔板波纹填料250Y的液相传质单元高度当U=20m3/(m2.h)时，25℃下的为0.187mU=40m3/(m2.h)时，25℃下的为0.225m内插得到U=30m3/(m2.h)时，25℃下的为0.206m又（HOL）25℃=（HOL）t·e0.0234(t-25)塔内液体的平均温度（5+15.2）/2=10.1℃所以0.292m液相传质单元数计算式如下：塔底P=112kPa出口气体中含有AN不小于0.055%（wt），因此=5.5101.3=0.055带入数据求填料高度为4.3合成反应器（1）计算依据a.出口物料流量239.16kmol/h；入口物料流量231.36kmol/h。b.气体进口压力0.203MPa，出口压力0.162MPa。c.反应温度470℃，气体离开稀相段的温度为360℃流化床内的换热装置以水为冷却剂，产生0.405MPa（143℃）的饱和蒸汽。e.接触时间10s（2）浓相段直径因反应过程总物质的量增加，故按出口处计算塔径比较安全。出口处气体体积流量为取空床线速0.6m/s浓相段直径为取流化床浓相段直径为2.4m（3）浓相段高度按接触时间10s算，推化剂的堆体积为Vr=2.533×10=25.33m3静床高H0=25.33/（0.785×2.42）=5.60m取膨胀比为2，则浓相段高度为H1=RH0=2×5.60=11.2m取浓相段高12m校核:推化剂的堆密度为640kg/m3推化剂的品质W=25.33640=16211kg=16.21t推化剂负荷为实验装置的推化剂负荷可达到1.77molC3H6/(h.kgcat)，本设计的值小于实值，是可靠地。(4)扩大段（此处即稀相段）直径取扩大段气速为操作气速的一半即u=0.3m/s气体流量为大段直径为取3.1m(5)扩大段高度根据流化床直径3.0m，空塔气速0.6m/s，查图得/D=2稀相段高度=2D=22.4=4.8m取5m(6)浓相段冷去装置的换热面积换热装置用套管式，总差传热系数取233W/(m2.k)换热装置的热负荷已由热衡算求出Q=5.26×kJ/h=1.461×J/s换热面积为取30%的设计裕量，则换热面积为25m2(7)稀相段冷却装置的换热面积用套管式换热装置，水为冷却剂，产生0.405Mpa（143℃）蒸汽总传热系数取20W/(m2.k)，换热装置热负荷为 Q=1.166×kJ/h=3.24J/s又换热面积为m2取30%设计裕量，则换热面积为79m24.4废热锅炉（1）计算依据a.管内气体流量和组成如下：组分C3H6C3H8NH3O2N2H2OANACNACLHCNCO2合计kmol/h2.052.522.317.88123.7382.538.601.500.102.795.15239.16kg/h86.10110.8839.27252.163464.441485.54455.3661.565.6075.33226.66262.84b.管内气体进口温度360℃，出口温度180℃。管内气体进口压力0.162MPa，出口压力0.152MPa。 c.用φ42×3.5无缝钢管230根作为换热管，管外热水沸腾，产生0.405MPa饱和蒸汽。 d.热负荷为Q=1.560×kJ/h（2）计算换热面积，确定换热管管长a.总传热系数（a）管内气体的给热系数管内气体体积流量（进、出口平均流量）为=8.64m/s其它物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃，此温度下空气的无形数据：μ=3×10-5kg/(s·m)λ=0.0465W/(m·K)Pr=0.79172.8因=2300~10000，对流传热系数可先用湍流时的公式计算，然后将结果乘以校正系数=0.956管内气体给热系数为=38.8W(m2.K)（2）管外热水沸腾的给热系数22=4651W(m2K)（3）总传热系数K沸腾水方污垢热阻取0.26×10-3m2·K/W，空气方污垢热阻取0.5×10-3m2·K/W，钢的导热系数为45W/(m·K)。对数平均传热温差c.换热面积热负荷Q=1.560×kJ/h=4.333换热面积为=113.95m2取安全系数1.2，则换热面积用137m2换热管管长为取L=6m5环境保护和安全措施要求5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理在丙烯腈生产中,有大量的工业污水产生,这些污水中含有氢氰酸、乙腈、丙烯腈和丙烯醛等有毒物质,如不经处理直接排放,会污染水源,对人体和动、植物造成危害。因此,国家对含氰废水的排放有严格的规定,一定要将它们治理达到标准后,才准予排放。丙烯腈装置的废水来源主要是反应生成水和工艺过程用水。因反应条件和采用的催化剂不同,各主、副反应物的单程收率不会一样,生成水量也会有所差别。通常合成1t丙烯腈产生1.5～2.0m\+3反应生成水。工艺过程用水包括分离合成产物过程用的吸收水和萃取水,反应器用的稀释蒸气(有些催化剂不用),和蒸馏塔用的直接蒸气(最终冷凝成水)。在提纯丙烯腈、乙腈、氢氰酸的加工过程中需将水分离、排放。这些排放水中有含氰毒物、聚合物、无机物(硫酸铵、催化剂粉尘等),在排放前都需要经过处理。例如,氨中和塔釜液经废水塔处理后,含丙烯腈100～300mg/l,乙腈100～200mg/l,氢氰酸1000～1500mg/l,化学需氧量20000～30000mg/l,总有机物含量达5%(w)。来自乙腈精制系统及清洗设备的废碱液中,含乙腈1.0～1.5%(w),氢氧化钠2.0～2.5%(w),其它物质1.5～2.0%(w)。废水排放指标：序号有害物质或项目名称最高允许排放浓度mg/l序号有害物质或项目名称最高允许排放浓度mg/l12

3456pH值悬浮物(水力排灰洗煤水、水力冲渣、矿水)生化需氧量(5天20℃)化学耗氧量(重铬酸钾法)硫化物挥发性酚6-9500

60100

10.57

891011121314氰化物(以游离氰根计)有机磷石油类铜及其化合物锌及其化合物氟的无机化合物硝基苯类苯胺类0.5

0.5101(按铜计)5(按锌计)10(按氟计)53减少废水量对废水治理极为有利,是防治污染的有效措施。由于丙烯腈生产中各设备排放出来的污水成分不同,将它们分别处理比较利。氨中和塔(急冷塔)产生的硫酸铵污水,先经废水塔回收丙烯腈等有机物,再通过沉降分离除去催化剂粉末和不溶性的固体聚合物,由于这部分污水有毒物质含量高、杂质多,处理比较困难,故直接送焚烧炉烧掉。燃烧时,用中压蒸气雾化,以重油作辅助燃料,炉内温度保持在800～1000℃之间。因污水中含有硫酸铵,燃烧中又转化成二次污染物二氧化硫,为了不造成二次污染,需用60m高的烟囱排入大气,保持着地废气中二氧化硫含量小于0.5ppm。来自乙腈精制系统及清洗设备的碱性污水,乙腈含量较高,用焚烧方法处理比较合适。由于碱对一般的污水焚烧炉耐火材料的腐蚀作用,故应专门设置碱性污水焚烧炉。当废水量较大,氰化物(包括有机氰化物)含量较低时,则可用生化方法处理,最常用的方法是曝气池活性污泥法。其流程见如下图：完全混合型标准活性污泥处理流程1-废水贮池;2-曝气池;3-沉淀池在废水贮池中混合均匀的废水进入曝气池,由通气管激烈供气(有时也采用表面叶轮搅拌)。经曝气后进入沉淀池,其上清液作为已处理好的水加氯气杀菌后排放。一部分沉淀污泥作为剩余污泥被排出系统外,余下的作为回流污泥再流回曝气池使用。活性污泥是微生物群和被吸附的有机物、无机物的总称,在这里微生物群体形成菌胶团,它将废水包裹在内,进行生物学吸附作用,继而进一步发生氧化分解生成CO2和水。由于菌胶团容易沉降,所以就能在较短时间内处理废水用活性污泥法处理有机化工厂废水的效果见下表。这一方法的主要缺点是曝气过程中,易挥发的氰化物会随空气逸出,造成二次污染。活性污泥法处理污水效果举例废水名称处理效果BOD,mg/l去除率,%油分,mg/l去除率,%处理前处理后处理前处理后丁醛生产废水丁醇生产废水丁烯醛生产废水丙烯腈生产废水丁烯生产废水含酚废水