年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计

年4月19日年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计文档仅供参考，不当之处，请联系改正。年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计目录一、概论及设计任务……………………2二、生产方案……………22.1工艺技术方案及原理…………22.2设备方案………………………32.3工程方案………………………3三、物料衡算和热量衡算………………33.1生产工艺及物料流程…………33.2小时生产能力…………………53.3物料衡算和热量衡算…………53.3.1反应器的物料衡算和热量衡算………53.3.2废热锅炉的热量衡算…………………73.3.3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……103.3.5换热器物料衡算和热量衡算3.3.6水吸收塔物料衡算和热量衡算……153.3.7空气水饱和塔釜液槽………………183.3.8丙烯蒸发器热量衡算………………193.3.9丙烯过热器热量衡算………………193.3.10氨蒸发器热量衡算…………………203.3.11气氨过热器…………203.3.12混合器………………203.3.13空气加热器的热量衡算……………213.3.14吸收水第一冷却器…………………213.3.15吸收水第二冷却器…………………223.3.16吸收水第三冷却器…………………22四、主要设备的工艺计算………………224.1空气饱和塔…………………224.2水吸收塔……………………244.3合成反应器…………………264.4废热锅炉……………………274.5丙烯蒸发器…………………294.6循环冷却器…………………304.7吸收水第一冷却器…………314.8吸收水第二冷却器…………324.9吸收水第三冷却器…………334.10氨蒸发器……………………344.11气氨过热器…………………354.12丙烯过热器…………………354.13空气加热器…………………354.14循环液泵……………………364.15空气压缩机…………………364.16中和液贮槽…………………37五、工艺设备一览表…………………37六、原料消耗综合表…………………39七、能量消耗综合表…………………40八、排出物综合表……………………41九、主要管道流速表…………………41十、环境保护和安全措施……………4410.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理………………4410.2生产安全及防护措施………45

1、概论及设计任务概论丙烯腈是重要的有机化工产品，在丙烯系列产品中居第二位，仅次于聚丙烯。在常温常压下丙烯腈是无色液体，味甜，微臭，沸点77.3℃。丙烯腈有毒，室内允许浓度为0.002mg／L，在空气中爆炸极限(体积分数)为3.05％～17.5％，与水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有C—C双键和氰基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、氰基和氰乙基等反应，制备出各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料等。

近年来，丙烷氨氧化生产丙烯腈的研究也取得长足进展，现已处于中试阶段。这一方面是由于价格的因素，丙烷的价格比丙烯低得多，另一方面也为惰性的丙烷开拓了新的应用领域。但就当前的技术水平来看，固定资产投资大，转化率低，选择性不高，当前报道的丙烷的转化率67％，选择性60％，还难以和丙烯氨氧化法相竞争，但其前景看好，根据美国斯坦福研究所18万t／a丙烯腈概念设计，丙烷为原料生产丙烯腈的成本只是丙烯的64％。研究开发的催化丙烯腈是重要的有机原料，主要用于橡胶合成（如丁腈橡胶）、塑料合成（如ABS，AS树脂、聚丙烯酰胺等）、有机合成、制造腈纶、尼龙66等膈成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。设计任务设计项目名称丙烯腈合成工段生产方法以丙烯、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10000t/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、氨和空气经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，其它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，当前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。本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程的主反应为C3H6+NH3+3/2O2CH2=CHCN+3H2O该反应的反应热为（-△Hr）298=586.5kJ/molAN 主要的副反应和相应的反应热数据如下：生成氢化氰（HCN）C3H6+3NH3+3O23HCN+6H20（-△Hr）298=315.1kJ/molHCN (2)生成丙烯醛（ACL）C3H6+O2CH2=CH-CHO+H2O（-△Hr）298=353.1kJ/molACN(3)生成乙腈（ACN）C3H6+3/2NH3+3/2O23/2CH3CN+3H2O（-△Hr）298=362.3kJ/molACN (4)生成CO2和H2OC3H6+9/2O23CO2+3H2O（-△Hr）298=641kJ/molCO22.2主要设备方案2.2.1催化设备

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以及中国的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。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。2.2.2控制系统全厂选用一套中心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。2.3程方案土建工程方案选择及原则确定建筑结构设计符合技术先进、经济合理、安全适用在满足工艺生产的前提下，厂房布置尽量一体化，设备尽可能露天设置或采用敞开式，半敞开式。尽量采用普及或放式通难度不大的建筑物配件。充分利用地方建材3、物料衡算和热量衡算3.1、生产工艺及物料流程生产工艺流程示意图如下：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；经压缩后的空气先经过空气饱和塔增湿，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它副产物，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。物料流程图示意如下：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3.3物料衡算和热量衡算3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算(1)计算依据a.丙烯腈产量1517.86kg/h,即28.63b.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＝1:1.05:23:3d.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℃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C3H628.63/0.6=47.72kmol/h=.2kgC3H8(47.72/0.85)×0.15=8.42kmol/h=370.5kgNH347.72×1.05=50.11kmol/h=851.87kgO247.72×2.3=109.76kmol/h=3512.32kgH2O47.72×3=143.16kmol/h=2576.88kgN2（109.76/0.21）×0.79=412.9kmol/h=11561.4kg/hb.反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈(AN)28.63kmol/h=1517.86kg乙腈(ACN)3/2×47.72×0.07=5.01kmol/h=205.4kg丙烯醛(ACL)47.72×0.007=0.33kmol/h=18.48kg/hCO23×47.72×0.12=17.18kmol/h=755.9kgHCN3×47.72×0.065=9.31kmol/h=251.2kgC3H88.42kmol/h=370.5kg/hN2412.9kmol/h=11561.4kg/hO2109.76-（3/2）×28.63-9.31-0.33-5.01-9/（3×2）×17.18=26.40kmol/h=844.8kgC3H647.72-（1/3）×9.31-0.33-（2/3）×5.01-28.63-（1/3）×17.18=6.59kmol/h=276.7kgNH350.11-28.63-5.01-9.31=7.16kmol/h=121.7kgH2O143.16+3×28.63+2×5.01+2×9.31+17.18+0.33=275.2kmol/h=4953.6kgc.反应器物料平衡表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)C3H647.72.26.1819.66.59276.70.8271.325C3H88.42370.51.0911.7758.42370.51.061.775NH350.11851.876.494.087.16121.70.8980.583O2109.763512.3214.2216.8226.40844.83.3124.046N2412.911561.454.3855.38412.911561.457.8255.4H2O143.162576.8818.5412.34275.24953.634.4923.71AN000028.631517.863.5947.271ACN00005.01205.40.62890.9843HCN00009.31251.21.1681.231ACL00000.3318.480.0420.0896CO2000017.18755.92.5163.622合计772.0720917100100797.1320877100100（3）热量衡算各物质0~t℃的平均定压比热容如下物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO20~1101.8412.052.3010.9411.0461.8830~3602.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.1300~4702.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213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：470°C，浓相段出口混合气470°110°△H△H△H1△H325°C25°25°△H2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，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)×1.886×107=1.792×107kJ/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isteam143℃饱和水焓iH2O∴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离开稀相段的气体带出的热为若热损失为4%，则稀相段换热装置的热负荷为稀相段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为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c.出口气体温度180℃，压力d.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

物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO22.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004各物质在0～180℃的平均比热容为入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热出口气体带出热热衡算求需要取出的热量Q按热损失10%计，需取出的热量为产生蒸汽量产生0.405Mpa饱和蒸汽的量为3.3.3（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℃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O2109.76kmol/h即3512.32kgN2412.9kmol/h即11561.4kgH2O143.16kmol/h即2576.88kg(2)物料衡算a.进塔空气量进塔干空气量等于（109.76+412.9）=522.65kmol/h=15073kg/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0.022×15073=331.6kg/hb.进塔热水量液比为152.4，故进塔喷淋液量为塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m3,因此进塔水的质量流量为49.59×958=47507kgC.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O2109.76kmol/h即3512.32kgN2412.9kmol/h即11561.4kgH2O143.16kmol/h即2576.88kgd.出塔液量塔内水蒸发量=2576.88—331.6=2245.28kg/h∴塔液流量=47507—2245.28=45261.7kg/he.饱和塔物料衡算表成分入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排出液kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kg/h%(wt)kg/h%(wt)O2109.763512.3220.422.88109.763512.3216.4819.900000N2412.911561.476.7575.32412.911561.462.0165.500000H2O18.42331.68.851.8143.162576.8821.5114.604750099.9864525499.985AN000000002.3750.0052.3750.00525ACN000000003.8000.0083.8000.0084氰醇000000000.2380.00050.2380.00053ACL000000000.0950.00020.0950.00021合计541.0815405.32100100665.8217650.481001004750710045261100(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，因此饱和蒸汽分压应为：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，105c.由热衡算求出热水温度t热衡算基准：0℃气态空气，0（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℃（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·（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3(d)求出塔热水温度t出塔热水带出的热量用Q4表示，则按热损失5%计，则热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q代入数据：解得t=793.3.4（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0.122ＭＰａ，塔底压力0.142ＭＰａ（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塔底排出液中，的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为472.5/0.309=1529.1kg/h排放的废液中，各组分的量：H2O1529.1×0.6853=1047.9kgAN1529.1×0.0003=0.459ACN1529.1×0.0002=0.3058HCN1529.1×0.00016=0.2447H2SO41529.1×0.005=7.647kg(NH4)2SO41529.1×0.309=472.7kg需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为：c.出塔气体中各组分的量C3H6276.7kgC3H8370.5kgO2844.8kgN211561.4kgAN1517.86-0.459=1517.401kgACN205.4-0.3058=205.09kgACL18.48kg/hHCN251.2-0.2447=250.96kgCO2755.9kgH2O出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出的水=4953.6+385.5×0.07-1047.9=3932.685kg氨中和塔循环系统物料平衡表流量和组成组分入塔气新鲜吸收液排放废液出塔气Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(wt)Kg/h%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H66.59276.70.8261.32500006.59276.70.8981.402C3H88.42370.51.061.77400008.42370.51.1481.877NH37.16121.70.8990.58200000000O226.40844.83.3144.048000026.40844.83.604.282N2412.911561.451.855.380000412.911561.456.3158.58H2O275.24953.634.5223.7226.98571047.968.53218.53932.68529.8019.93AN28.631517.863.5917.271000.4590.0328.631517.863.9047.692ACN5.01205.40.62840.9840000.30580.025.00205.090.681.04HCN9.31251.21.1671.203000.24470.0169.29250.961.2691.273ACL0.3318.480.0420.089400000.3318.480.0450.0946CO217.18755.92.1553.621000017.18755.92.3423.83H2SO40000358.515937.6470.50000(NH4)SO4000000472.730.90000合计797.120877100100385.51001529.1100733.1819733100100(3)热衡算a.出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为pH2O=yH2Op=0.2980×0.122=0.0363MPa设饱和度为0.98，则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：P○H2O=0.03636/0.98=0.0371MPa入塔喷淋液的硫酸铵含量为100×30.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100gH2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如表10.1所示。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和p○H2O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10.1硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa(NH4)2SO4含量/lg[(NH4)2SO4/gH2O]温度/℃404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109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,因此釜液温度控制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Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q7+Q2+Q9(a)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。Q1=5.269×106kJ/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C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2EP/[kJ/(kg·k)]1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921(c)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=4953.6-3932.685=1020.9kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kgQ3=1020.9×2246.6=2.294×106kJ/h(d)有机物冷凝放热Q4AN的冷凝量0.0.459kg/h，其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量0.3058kg/h，其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量0.2447kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg因此(e)氨气和放热Q5每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ(f)硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749kJ/kgH2SO4∴Q6=358.515×749=2.685×105kJ/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=1529.1×3.347×（81-0）=4.145×105kJ/h(h)新鲜吸收剂带入热Q830℃、93%H2SO4的比热容为1.603kJ/（kg·∴Q8=385.5×1.603×（30-0）=18539kJ/h(i)求循环冷却器热负荷Q8 因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程：解得Q9=6.524×106kJ/h (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 W=6.524×106/[4.184(36-32)]=3.898×105e.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·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+18539=(m+395.5)×3.364×70(1) 对循环冷却器列热平衡方程得：m×3.347×81-m×3.368t=Q9=6.524×106（2）解析（1）和（2）得m=183051kg/ht=70.043.3.5换热器物料衡算和热量衡算换热器换热器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7640(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PoH2O=55.32mmHg=7.375kPa 设出口气体中含有xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有：解得x=35.10kmol/h=631.8kg/h∴蒸汽的冷凝量为3932.685-631.8=3300.885kg/h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)C3H66.59276.70.8981.4026.59276.70.8981.402C3H88.42370.51.1481.8778.42370.51.1481.877O226.40844.83.604.28226.40844.83.604.282N2412.911561.456.3158.58412.911561.456.3158.58H2O218.53932.68529.8019.9335.10631.86.3013.8113300.885100AN28.631517.863.9047.69228.631517.863.9047.692ACN5.00205.090.681.045.00205.090.681.04HCN9.29250.961.2691.2739.29250.961.2691.273ACL0.3318.480.0450.09460.3318.480.0450.0946CO217.18755.92.3423.8317.18755.92.3423.83合计797.12087710010055716555.21001003300.885100因此得到换热气体壳方的物料平衡如下:(3)热量衡算a.换热器入口气体带入热Q1=1.892×106kJ/hb.蒸汽冷凝放热Q2c.冷凝液带出热Q3d.出口气体带出热Q4出口气体各组分在0~40℃的平均比热容如下：组分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3562.7652.0965.6138.66e.热衡算求换热器的热负荷热平衡方程：带入数据得：Q5=8.534×106kJ/h3.3.6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℃c．入塔吸收液温度5d．出塔AN溶液中含AN1.8%（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，EMBEDEquation.3C3H6,C3H8,O2,N2,CO2,等组分不溶于水，因此，出塔干气体有C3H66.59Kmol/h(276.7KJ/h)，C3H88.42Kmol/h(370.5KJ/h)，O226.40Kmol/h(844.8KJ/h)，N2412.9Kmol/h(11561.4KJ/h)，CO217.18Kmol/h(755.9KJ/h)。出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：10℃水的饱和蒸气压,总压为101325，出塔气中干气总量：6.59+8.42+26.40+412.9+17.18=471.49Kmol/h则出塔气中含有水蒸气的量：出塔气总量为：c．塔顶加入的吸收水量（a）出塔AN溶液总量1517.86/0.018=84325.6kg/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=84325.6+13913.42-16555.2-3300.885=78383kgd．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=78383+631.8+3300.885-104.12=82211.56kge.水吸收塔物料平衡如下：流量组成组分入塔气入塔凝液入塔水出塔气塔底出口AN溶液Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/hKg/hKmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H66.59276.71.181.4026.59276.71.3801.9890000C3H88.42370.51.511.8778.42370.51.7642.6620000O226.40844.84.764.28226.40844.85.5356.0740000N2412.911561.474.1258.58412.911561.486.5183.090000H2O35.10631.86.1583.8113300.885783835.784104.121.2120.7484567.382211.5699.0697.64AN28.631517.865.147.692000028.631517.860.62091.8ACN5.00205.090.891.0400005.00205.090.10840.243HCN9.29250.961.671.27300009.29250.960.2010.0221ACL0.3318.480.000590.094600000.3318.480.007160.298CO217.18755.93.083.8317.18755.93.5995.4530000合计55716555.21001003300.88578383477.27413913.431001004610.5584203.95100100f.检验前面关于AN、HCN、ACN、ACL全部溶于水的假设的正确性因为系统压力<1MPa,气相可视为理想气体，AN、HCN、ACN、ACL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P*1=E1x1或P1=E1x1 塔底排出液的温度为15℃，该温度下AN、HCN、ACN ACNE=4atm=405.3kPa HCNE=18atm=1824kPa ACLE=3333mmHg=444.4kPa ANE=8atm=810kPa (a)AN 塔底PAN=0.0514×112=5.75681kPax*AN=PAN/EAN=5.7568/810=0.00711以上计算能够看出，xAN=0.006209<x*AN，可见溶液未达饱和。(b)丙烯醛ACLPACL=0.00059×112=0.06608kPax*ACL=PACL/EACL=0.066608/444.4=0.0001487以上计算能够看出，xACL=0.0000716<x*ACL，可见溶液未达饱和。 (c)乙腈ACNPACN=0.0089×112=1.00576kPax*ACN=PACN/EACN=1.00576/405.3=0.002481以上计算能够看出，xACN=0.001084<x*ACN，可见溶液未达饱和。 (d)HCNPHCN=0.0167×112=1.8704kPax*HCN=PHCN/EHCN=1.8704/1824=0.0010254以上计算能够看出，xHCN=0.00201>x*HCN，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，仍可使塔顶出口气中HCN含量达到要求。(3)热量衡算入塔气带入热Q1气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为物质C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2EP/[kJ/(kmol·k)]61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.1065.6162.7638.66b.入塔凝水带入热Q2c.出塔气带出热Q3d.吸收水带入热Q4 e.出塔AN溶液带出热Q5 AN溶液中各组分的液体摩尔热容如下：组分H2OANACNHCNACLcP/[kJ/(kmol·k)]75.3121.1107.371.55123.8f.水冷凝放热Q6水冷凝量=631.8-104.12=527.68kg/h水的冷凝热为2256kJ/kg∴AN、HCN、ACN、ACL等气体的溶解放热Q7AN、HCN、ACN、ACL的冷凝热数据如下:组分ANACNACLHCN冷凝热（kJ/kg）610.9765.7493.7937.2 热衡算求出塔液温度t℃3.3.7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：乙腈解析塔釜液入槽量=113300-47507=65793kg/h空气饱和塔塔低液入槽量=45255-17000=28255kg/h入槽软水量xkg/h出料：去水吸收塔液体量78496kg/h去萃取解析塔液体量30000kg/h做液体釜的总质量平衡得65793+28255+x=78496+30000解得x=14448kg/h（3）热量衡算a.入槽乙腈解析塔釜液带入热Q1b.入槽软水带入热Q2c.空气饱和塔底液带入热Q3d.去吸收塔液体带出热Q4e.去萃取解析塔带出热Q5f.热衡算求槽出口液体温度t热损失按5%算，热平衡方程为代入数据：解得t=88.23℃3.3.8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.2kg/h（2）有关资料a.0.405Mpa下丙烯的沸点为-13℃，汽化b.0.405Mpa下丙烷的沸点为-5℃，汽化（3）热衡算秋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Q1b.丙烷蒸发吸收的热Q2c.丙烯蒸发器的热负荷Q冷损失按10%考虑d.冷冻盐水用量平均温度（-1℃）下，冷冻盐水比冷冻盐水用量为3.3.9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加热蒸汽量为上式中2138KJ/kg是0.405Mpa蒸汽的冷凝热3.3.10氨蒸发器热量衡算（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Q加热蒸汽量3.3.11气氨过热器（1）计算依据a.气氨进口温度-7℃，出口温度b.用0.405Mpa蒸汽为加热剂。c.气氨流量851.87kg（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。气氨过热器的热负荷为加热蒸汽用量为3.3.（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量851.87kg/h丙烯气进口温度65℃，流量.2kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量370.5kg/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。EMBEDEquation.3C3H6,C3H8,NH3,在0~65℃的平均比热容如下表:物质KJ/(kg.K)1.5691.822.197气态丙烯丙烷带入热Q1气氨带入热Q2湿空气带入热Q3和蒸汽0~136℃的平均比热容分别为1.046KJ/(kg.K)1.84KJ/(kg.K),1.925KJ/(kg.K)。混合器出口气体带出热Q4热衡算求进口湿空气的温度t热损失按10%考虑热衡算方程：代入数据得:解得:t=1363.3.13空气加热器的（1）计算依据a.入口空气温度90℃，出口空气温度136b.空气的流量和组成如下组分O2N2H2O合计Kg/h3512.3211561.42576.8817650.6C.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)1.84KJ/(kg.K),1.925KJ/(kg.K)热损失按10%考虑，空气加热器的热负荷为用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3.3.14吸收水第一冷却器（1）计算依据a.吸收水来自空气饱和塔釜液槽，流量为78496kg/h，温度为b.吸收水出口温度40℃c.冷却剂极为循环水，进口32℃，出口（2）热衡算求冷却器的热负荷和冷却剂用量热负荷冷却剂（循环水）用量为3.3.15吸收水第二冷（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78496kg/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深井水用量3.3.16吸收水第三冷（1）计算依据a.吸收水进口温度为25℃，出口温度b.冷却剂为冷冻盐水，进口温度-5℃，出口温度c.吸收水流量为78496kg（2）热衡算求冷却器的热负荷和冷冻盐水用量冷却器热负荷：冷冻盐水的比热容为3.473KJ/(kg.K，冷冻盐水用量4、主要设备的工艺计算4.1空气饱和塔计算依据a.进塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h109.76412.918.42541.08Kg/h3512.3211561.4331.615405.32b.出塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h109.76412.9143.16665.82kg/h3512.3211561.42576.8817650.48c.塔顶喷淋液量47507kg/h，温度塔底排出液量45261.7kg/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50*50*4.5陶瓷拉西环（乱堆）塔径的确定拉西环的泛点速度计算公式为lg=0.022-1.75(A)式中wf——泛点空塔气速，m/s；g——重力加速度，9.81m/s2;_____干填料因子，m-1；——气相和液相密度，kg/m3；L，G——气相和液相流量；kg/h——液体的粘度，mPa.(cP).50×50瓷拉西环的干填料因子为177m-1a.塔顶处==958L=47507kgG=17650.48kg=0.282mPa.s吧数据带入（A）式：解得=1.743m/s泛点率取75%，则气体空塔速度为：W=0.75×1.752=1.307出塔操作条件下的气量；塔径应为b.塔底出=975L=45261.7kgG=15405.32kg=0.38mPa.s把数据带入（A）式解得wF=1.721m/s气体空塔速度为w=0.75wf=0.75×1.721=1.291m/s入塔气在操作条件下的气量：塔径为取塔径为1.5m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式出塔气体中蒸汽含量达到要求。式塔顶喷淋液中CAN等在塔内脱吸以使出塔釜液中CAN等的含量尽量低，以减少污水处理负荷并回收CAN等副产物。按工厂实际经验，取填料高度11m。4.2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/h6.598.4226.40412.935.1028.635.000.339.2917.18557Kg/h276.7370.5844.811561.4631.81517.86205.0918.48250.96755.916555.2 b.出塔气体流量和组成组分C3H6C3H8O2N2H2OANCO2合计Kmol/h6.598.4226.40412.95.784少量17.18477.274Kg/h276.7370.5844.811561.4104.12少量755.913913.43随入塔气进入的凝水3300.885kg/h。c.塔顶喷淋液量78383kg/h,含ANO.005%(wt),温度5d.塔底排出液量84325.6kg/h,温度e.塔底压力112kPa,塔顶压力lOlkPa。f.人塔气温度40℃,出塔气温度10g.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Lg[ω2F/g(a/ε3)(ρG/ρL)μL0.2]=0.291-1.563(L/G)1/4(ρG/ρL)按塔底情况计算WFρG=16555.2/[557×22.4×(273+40)/273×101.3/112]=1.286kg/m3ρL=997kg/m3L=18841.52kg/hG=3943.96kg/hμL=1.154mPa·s(cP)a=240m2/mε=0.97代入数据：Lg[ω2F/9.81×240/0.973×1.286/997×1.1540.2=0.291-1.563(78383/16555.2)1/4(1.286/997)1/8解得ωF=2.333m/s泛点率取70%，则气体空塔速度为：ωF=0.7×2.333=1.633m/s气体在操作条件下的气量:V=557×22.4×（273+40）/273×101.3/112=12940m3/h=3.594m塔径取塔径为1.8m。(3)填料高度液体的喷琳密度U=78383/999.8/(0.785×1.32)=59m3/(m2·h)塑料孔板液纹坟料250Y的液相传质单元高度HOL:当U=40m3/(m2·h)时，25℃下的HOL为0.225mU=60m3/(m2·h)时，25℃下的HOL得到U=59m3/(m2·h)时，25℃下的HOL又（HOL）25℃=（HOL）t·e塔内液体的平均温度为(5+15.2)/2=10.2 ∴ 液相传质单元数计算式如下塔底X1=28.63/(4610.55-28.63)=6.24×10-3E1=810kPaP=112kPa ∴X*1=PaN/E1=0.0514×112/810=0.007198X*1=0.007198/(1-0.007198)=0.00725塔顶X2=(0.005/53)/[(100-0.005)/18]=1.698×10-5E2=506.6kPaP=101.3kPa 出口气体中含有AN不小于0.055%(wt),因此PaN=5.5×10-4×119.3=0.055 ∴X*2=PaN/E2=0.055/506.6=1.1×10-4代人数据求NOL: ∴填料高度为Z=NOL·HOL=16.18×0.292=4.72m 取填料高度为7m。 4.3合成反应器 (1)计算依据a.出口气体流量797.13kmol/h;入口气体流量772.07kmol/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360d.流化床内的换热装置以水的冷却剂，产生0.405MPa(143℃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3.8m。浓相段高度按接触时间10s计算，催化剂的堆体积应为静床高取浓相段高13m。校核:催化剂的堆密度为640kg/m3催化剂质量W=67.4×640=43136kg=43.14t∴催化剂负荷为试验装置的催化剂负荷可达到1.77molC3H6/(h·kgcat)，本设计的值小于试验值，是可靠的。(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气体流量扩大段直径为取5.5m。(5)扩大段高度根据流化床直径3.8m，空塔气速0.6m/s.查图得Hl/D=2∴稀相段高度(6)浓相段冷却装置的换热面积换热装置用套管式，总传热系数取233W/(m2·K)换热装置的热负荷已由热衡算求出，Q=1.792×107kJ/h=4.978×106J/s换热面积为取30%的设计裕量，则换热面积为85m2(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=2.410×106kJ/h=6.69×105J/s又换热面积为取30%设计裕量，则换热面积为160m4.4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/h6.598.427.1626.40412.9275.228.635.010.339.3117.18797.13Kg/h276.7370.5121.7844.811561.44953.61517.86205.418.48251.2755.920877 b.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5.005×106kJ/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α1管内气体体积流量(进、出口平均流量)为0.157 其它物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃μ=3×10-5kg/(s·m)λ=0.0465W/(m·K)Pr=0.7 (b)管外热水沸腾的给热系数α2 取α2=4651W/(m2·K) (c)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 b.对数平均传热温差 c.换热面积 热负荷 换热面积为取安全系数1.2,则换热面积用170m2 换热管管长为L=135/(230×3.14×0.035)=5.34m取L=6m 4.5丙烯蒸发器 (1)计算依据 a.丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-13℃，管内用0℃的冷冻盐水(17.5%NaOH水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度 b.丙烯蒸发量.2kg/h，冷冻盐水用量152305kg/h。 c.丙烯蒸发器热负荷1.057×106kJ/h。 (2)丙烯蒸发器换热面积 a.总传热系数 (a)管内给热系数α1 蒸发器内安装φ38×3.5的U型钢管80根。 冷冻盐水平均温度-1℃μ=2.485×10-3kg/(m·s)λ=0.545W/(m·K)Cp=3.473kJ/(kg·K)ρ=1130.8kg/m3冷冻盐水流速为 ∴ (b)管外液态丙烯沸腾给热系数取α2=2326W/(m2·K)(c)总传热系数冷冻盐水方污垢热阻取0.264X10-3m2·K/W，丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176X10-3m2 ∴b.传热平均温差热端温差0-(-13)=13℃,冷端温差-2-(-13)=11c.换热面积 热负荷Q=1.057×106kJ/h=2.936×105J/s 换热面积为A=70472.2/(532×45)=39.68m 取安全系数1.2,则换热面积用50m2 4.6循环冷却器 (1)计算依据 a.管内循环液流量42982kg/h，进口温度81℃。出口温度70.03 b.管外冷却剂为循环水，进口温度32℃，出口沮度36℃，循环水流量为 c.热负荷为1.514×106kJ/h。 (2)计算换热面积初选GH90-105I型石墨换热器，换热面积105m2,设备壳休内径D=880mm，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t=40mma.总传热系数(a)管内循环液侧的给热系数α1平均流体温度t=(81+69.6)/2=75.5℃,该温度循环液的物性数据如下:ρ=1140kg/m3μ=0.85×10-3kg/(m·s)λ=0.547W/(m·K)Cp=3.305kJ/(kg·K)管内流体的流速为u=42982/[1140×3600×417×0.785(0.022)2=0.0661m/sRe=0.022×0.0661×1140/(0.85×10-3)=1960<10000，过度流Pr=3.305×103×0.85×10-3/0.547=5.136 ∴α1=0.023λ/dRe0.8Pr0.4(1-6×105/Re1.8)=0.023×0.547/0.022(1960)0.8(5.136)0.4(1-6×105/19601.8)=596W/(m2·K)代人数据得d0=4(31/2/2×402-π/4×322)/32π=23.16mmS=0.374×0.888(1-0.032/0.04)=0.0664m 管外流体的流速为u=90464/(994×3600×0.0664)=0.381m/s ∴Re=douρ/μ=0.02316×0.381×994/(0.7371×10-3)=11899 Re值在～1000000范围内可用下式计算给热系数：α2=0.36λ/deRe0.55Pr0.33(μ/μw)0.14代人数据得α2=0.36×0.621/0.02316×118990.555.180.33×1=2896.8W/(m2·K) (c)总传热系数石墨的导热系数λ=38.4W/(m·K),石墨管壁厚5mm，循环冷却水侧污垢热阻0.6×10-3m2·K/W,循环液侧污垢热阻0.2×10-31/K=1/136.68+1/2896.8×22/32+（0.005×22）/（38.4×27）+0.6×10-3+0.2×10-3∴K=120.8W/(m2·K) b.对数平均温差△tm=[(81-36)-(70.03-32)]/ln[(81-36)/(70.03-32)]=41.42K c.换热面积热负荷Q=1.514×106kJ/h=420555.6J/s 换热面积为A=420555.6/(120.8×41.42)=82m 取安全系数1.2,则换热面积用99m24.7吸收水第一冷却器采用两台螺旋板换热器并联操作，每台换热面积123.7m2，外径为1600mm,板宽1.2m。板厚4mm，通道14mm(1)计算依据a.吸收水量18841.52kg/h，进口温度83.8℃，出口温度40b.冷却水里104099kg/h，进口温度32℃，出口温度40c热负荷3.484×106kJ/h=0.968×106J/s。(2)计算换热面积a总传热系数 (a)的吸收水侧给热系数α1吸收水平均温度t=(83.8+40)/2=61.9℃,此温度下的水的物性数据如下:μ=0.455×10-3kg/(m·s)cp=1kcal/(kg·K)ρ=983kg/m3Pr=2.894吸收水侧通道面积为1.2×0.014=0.0168m2吸收水流速u=18841.52/(983×3600×2×0.0168)=0.1585m/s当量直径de=4×流通截面/润湿周边=4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m螺旋板换热器的给热系数计算公式为:α=0.018Re-0.2cpGPr-0.6式中G——液体的重量流量，kg/(m2·h)；cp——液体比热容，kcal/(kg·K)；α——给热系数，kcal/(m2·h·℃)。代人数据G=18841.52/(3×0.0168)=5.608×105kg/(m2Re=deuρ/μ=0.0277×0.1585×983/(0.455×10-3)=9485 ∴α1=0.018×9485-0.2×1×5.608×105×2.894-0.6=854kcal/(m2·h·℃)=993W/(m2·K) (b)冷却水侧的给热系数α2吸收水平均温度t=(32+40)/2=36℃,此温度下的水的物性数据如下:μ=0.7085×10-3kg/(m·cp=1kcal/(kg·K)ρ=993.9kg/m3Pr=4.86冷却水通道面积=1.2×0.014=0.0168m2吸收水流速u=104099/(993.9×3600×2×0.0168)=0.866m/s当量直径de=4(1.2×0.014)/[2(1.2+0.014)]=0.0277m∴G=104099/(2×0.0168)=3.098×106kg/(m2·h)Re=deuρ/μ=0.0277×0.866×993.9/(0.7085×10-3)=33651α2=0.018×33651-0.2×1×3.098×106×4.86-0.6=2683kcal/(m2·h·℃)=3120W/(m2·K) (c)总传热系数不锈钢的导热系数λ=45W/(m·K),板厚4mm,冷却水(循环水)侧污垢热阻0.6×10-3m2·K/W,吸收水侧污垢热阻0.23×10-3代人数据求K：1/K=1/993+1/3120+0.004/45+0.6×10-3+0.23×10-3∴K=445W/(m2·K) b.传热平均温差△tm=[(83.8-40)-(40-32)]/ln[(83.8-40)/(40-32)]=21.06℃ c.换热面积(每台)每台换热器的热负荷为Q=0.968×106/2J/s=4.84×105J/s 每台换热器的换热面积为A=4.84×105/(445×21.06)=102.6m取安全系数1.2,则每台换热器的换热面积应为122m2。所选123.7m 4.8吸收水第二冷却器选与吸收水第一冷却器相同的两台螺旋板换热器并联操作。(1)计算依据a.吸收水量18841