14万吨年丙烯腈合成工段的工艺设计

目录TOC\o"1-3"\h\u摘要 第二章工艺流程和原理2.1工艺原理1.主、副反应：主反应：丙烯、氨以及氧在一定的条件下发生反应，除了生成丙烯腈外，还有一些副产物的生成。副反应：氢氰酸生成量大约占丙烯腈质量的1/6.乙腈生成量大约占丙烯腈质量的1/7丙烯醛生产量大约占丙烯腈质量的1/100但是二氧化碳生成量大约占丙烯腈质量的1/4，因此它是产量最大副产物。上述副产物都是强放热反应，更是深度氧化的反应。在反应中，由于副产物的生成，一定会降低目的产物收率。这不仅仅是浪费了原材料，又使产物组成更加的复杂化，给分离等带来了一定的困难，而且影响产物质量。为了减少副产物，除考虑设备强化和工艺流程合理以外，关键是在于选择适宜的催化剂，所选择的催化剂一定是降低主反应的活化能，这样可以保证主反应是在较低温度下进行的，并且在动力学上同样受到了相应的抑制。2.催化剂工业上来运用于丙烯氨氧化反应的催化剂主要分成两大类，一类是复合酸的盐类，也就是钼系，如磷钼酸铋、磷钨酸铋等；另一类则是重金属氧化物或者是几种氧化物的混合物，也就是锑系，例如Sb、Mo、Bi、V、W、Fe、Co、Ni、Fe的氧化物等等。目前我国采用的大多是第一类催化剂。钼系代表性催化剂有美国Sohio公司的C—41、C—49和我国的MB—82、MB—86。一般认为Mo—Bi是主催化剂。P—Ce是助催化剂，其有延长寿命以及提高催化剂活性的作用。一般来说助催化剂的用量规定在5％以下，载体的选择也十分重要，因为反应是强放热的，因此在工业生产中采用流化床反应器。流化床反应器要求耐磨性能好、催化剂强度高，因此催化剂的载体采用粗孔微球型硅胶。2.2工艺流程图3-1生产工艺流程示意图流程图简介如下：氨和液态丙烯分别经过氨蒸发器以及丙烯蒸发器，再各自在氨过热器和丙烯过热器中过热到适当温度后一同进入混合气。压缩后的空气首先经过空气饱和塔增湿、再经过空气加热器，预热达到一定的温度后进入混合器。混合气的高温气体首先进入回收锅炉回收热量，气体再进入氨中和塔冷却至230℃，用硫酸吸收反应器未反应的气体氨，中和塔底部的硫酸铵经过循环冷却器吸收热量，再返回塔顶部循环使用，同时从塔底排放含硫酸铵的废液。中和塔中的气体进入水吸收塔中，用水吸收副产物及部分丙烯腈，并且得到丙烯腈的水溶液，然后经过氨中和塔进行换热，待温度升高后，再进行下一步精馏。沈阳科技学院学士学位论文第四章物料衡算第三章物料衡算3.1每小时生产力按年工作日300天，丙烯腈损失率3.1%，设计裕量6%计算，丙烯腈每小时产量为：=21250.06kg/h3.2反应器的物料衡算1.计算依据a.丙烯腈产量21250.06kg/h,即400.94kmol/hb.原料组成(摩尔分数)含C3H680%，C3H820%c.反应器的原料配比(摩尔分数)为C3H6：NH3：O2：H2O=1：1.05:2.3:3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)CO2摩尔收率0.60.0650.070.0070.12d.操作压力进口0.203MPa,出口0.162MPae反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃主要物质C3H6C=3\*Arabic3H8NH3丙烯腈乙腈丙烯醛摩尔质量Kg/kmol424417534156表4-2摩尔质量2.物料衡算a.反应器进口原料气中各组分的流量C3H6400.94/0.6=668.23kmol/h=28065.7kg/hC3H8（668.23/0.8）×0.2=167.06kmol/h=7350.64kg/hNH3668.23×1.05=701.64kmol/h=11927.91kg/hO2668.23×2.3=1536.93kmol/h=49181.76kg/hH2O668.23×3=2004.69kmol/h=36084.42kg/hN2(1536.93/0.21)×0.79=5781.8kmol/h=161890.4kg/hb.反应器出口混合气各组分的流量丙烯腈400.94kmol/h=21249.82kg/h乙腈3/2×668.23×0.07=70.16kmol/h=2876.56kg/h丙烯醛668.23×0.007=4.68kmol/h=261.95kg/hCO23×668.23×0.12=240.56kmol/h=10584.6kg/h氰化氢3×668.23×0.065=130.3kmol/h=3518.1kg/hC=3\*Arabic3H8167.06kmol/h=7350.64kg/hN25781.8kmol/h=161890.4kg/hO21536.93-(3/2)×400.94-130.3-4.68-70.16-9/(3×2)×240.56=369.54kmol/h=11825.28kg/hC3H6668.25-(1/3)×130.3-4.68-(2/3)×70.16-400.94-(1/3)×240.56=92.22kmol/h=3873.24kg/hNH3701.64-400.94-25-70.16-130.3=100.24kmol/h=1704.08kg/hH2O2004.69+400.94×3+70.16×2+130.3×2+240.56+4.68=3853.67kmol/h=69366.06kg/h表4-3反应器物料平衡组分反应器进口反应器出口kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H6C=3\*Arabic3H8NH3O2N2H2O丙烯腈乙腈氰化氢丙烯醛CO2总结668.23167.06701.641536.935781.82004.690000010860.428065.77350.6411927.9149181.76161890.436084.4200000294500.86.1531.5386.4614.1553.2418.46000001009.52.4964.0516.7054.9712.250000010092.22167.06100.24369.545781.83853.67400.9470.16130.34.68240.5611211.23873.247350.641704.0811825.28161890.469366.0621249.822876.563518.1261.9510584.6294500.70.8231.490.8943.29651.5734.373.5760.62581.1620.0422.1461001.3152.4960.5794.01555.023.557.2160.97681.1950.08893.5941003.3空气饱和塔物料衡算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152.4（体积比），饱和度0.81表4-4温度105℃下各物质组成物质ANACN氰醇ACLH2O合计%（wt）0.0050.0080.00050.000299.986100d.塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为：O21536.93kmol/h即49181.76kg/hN25781.8kmol/h即161890.4kg/hH2O：2004.69kmol/h即36084.42kg/h2.物料衡算a．进塔空气量进塔干空气量等于（1536.93+5781.8）=7318.73kmol/h=211072kg/h查30℃，相对湿度80％时空气湿含量为0.022水气/kg干空气，因此，进塔空气带人的水蒸汽量为：0.022×211072=4643.6kg/hb.进塔热水量气液比为152.4，故进塔喷淋液量为（1536.93+5781.8）×22.4×××=672.35塔顶喷淋液（105℃）的密度为958kg/m3因此进塔水的质量流量为672.35×958=644111.3kg/hc.出塔湿空气量出塔气中的O2、N2、H2O的量与反应器入口相同，因此O2:1536.93kmol/h即49181.76kg/hN2:5781.8kmol/h即161890.4kg/hH2O：2004.69kmol/h即36084.42kg/he.塔内水蒸汽量：36084.42-4643.6=31440.82kg/h所以塔液流量：644111.3-31440.82=612670.48kg/h表4-5饱和塔物料衡算组分O2N2H2OANACN氰醇ACL合计入塔气kmol/h1536.935781.8666.7600007985.49kg/h49181.816189012001.680000223073.8%(mol)20.476.758.850000100%(wt)22.8875.321.80000100出塔气kmol/h1536.935781.82004.6900009323.42kg/h49181.8161890.36084.420000247156.6%(mol)16.4862.0121.510000100%(wt)19.9065.5014.600000100入塔喷淋液kg/h0064402132.20651.5293.2211.288644111.3%(wt)0099.9860.0050.0080.00050.0002100出塔喷淋液kg/h00612581.832.20651.5293.2211.288612670%(wt)0099.9850.00530.00840.00050.00021003.4氨中和塔物料衡算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．在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸铵c．新鲜硫酸吸收剂的含量为93％（wt）表4-6塔底出口液体的组成组分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)2SO4合计％（wt）68.530.030.020.0160.530.90100d.进塔温度180℃，出塔温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃e．塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa2.物料衡算a．排出的废液量及其组成进塔气中含有氮，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵，按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（NH4）2SO41704.08×=6615.84kg/h塔底排出液中，（NH4）2SO4的含量为30.9％（wt）,因此，排出的废液量为6615.84／0.309=21410.5kg/h排出的废液中，各组分的量：H2O21410.5×0.6853=14672.62kg/hAN21410.5×0.0003=6.42315kg/hACN21410.5×0.0002=4.2821kg/hHCN21410.5×0.00016=3.42568kg/hH2SO421410.5×0.005=107.0525kg/h(NH4）2SO421410.5×0.309=6615.8445kg/h需补充的新鲜吸收剂（93％硫酸）的量为：(21410.5×0.005+1704.08×)／0.93=5396.57kg/h出塔气中各组分的量C3H63873.24kg/hC3H87350.64kg/hO211825.28kg/hN2161890.4kg/hAN21249.82-6.42315=21243.397kg/hACN2876.56-4.2821=2872.2779kg/hACL261.95kg/hHCN3518.1-3.42568=3514.67kg/hCO210584.6kg/hH2O出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出的水=69366.06+5396.57×0.07-14672.62=55071.2kg/h表4-7氨中和塔循环系统物料平衡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/hk/h%(mol)%(wt)C3H692.223873.240.8231.315000092.223873.240.8941.391C3H8167.067350.641.492.4960000167.067350.641.6192.639NH3100.241704.080.8940.57900000000O2369.5411825.283.2964.0150000369.511825.33.584.246N25781.8161890.451.5755.00000578216189056.0458.13H2O3853.769366.0634.3723.55406.271467262.7306055071.229.6619.77AN400.9421249.823.5767.216006.423150.03400.9421249.823.8867.63ACN70.162876.560.62580.9768004.28210.0270.162876.560.681.03HCN130.33518.11.1621.195003.425680.016130.173514.671.2621.262ACL4.68261.950.0420.088900004.68261.950.0450.0941CO2240.5610584.62.1463.5940000240.5610584.62.3323.80H2SO40000539693107.0520.50000(NH4)2SO4合计0112110294500.73000580206615.8430.910001031602784980100010010010010021409.73.5换热器的物料衡算换热器换热器气液混合物去水吸收塔40℃气体来自氨中和塔76℃AN溶液来自水吸收AN溶液去精制图4-1换热器图示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115.5kPa2.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：×115.5=7.375解得x=494.99kmol/h=8909.82kg/h因此蒸汽的冷凝量为55071.2-8909.82=46161.38kg/h表4-8换热气体壳方的物料平衡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)C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO292.22167.06369.545781.83059.5400.9470.16130.174.68240.563873.247350.6411825.316189055071.221249.82876.563514.67261.9510584.60.8941.6193.5856.0429.663.8860.681.2620.0452.3321.3912.6394.24658.1319.777.631.031.2620.0943.8092.22167.06369.545781.8494.99400.9470.06130.174.68240.563873.247350.6411825.31618908909.8221249.82872.283514.67261.9510584.61.1902.1554.7774.586.3855.1720.901.6790.6043.1031.6673.1645.169.683.8359.1461.241.5130.11274.5646161.4100续表4-8换热气体壳方的物料平衡沈阳科技学院学士学位论文第五章主要设备的工艺计算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)合计10316278498100100775223233310010046161.4100沈阳科技学院学士学位论文第五章热量衡算第四章热量衡算4.1反应器的热量衡算各物质0～t℃的平均定压比热容如下表5-1浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量物质C3H6C=3\*Arabic3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2△CPkJ/(kg·K)0～110℃0～360℃0～470℃1.8412.6782.9292.053.013.342.3012.6362.9390.9411.0041.0461.0461.0881.1091.8832.0082.0921.872.031.641.731.932.101.972.171.131.21假设如下热力学途径110℃110℃，反应器入口混合气470℃，浓相段出口混合气25℃，浓相段出口混合气25℃，反应器入口混合气△H1△H2△H3△H图5-1热力学途径各物质25平均比热容用0～t℃的平均比热容代替，误差不大，因此△H1=(28065.7×1.841+7350.64×2.05+11927.91×2.301+49181.76×0.941+161890.4×1.046+36084.42×1.883)×(25-110)=-32108600.74255kJ/h△H2=-(400.94×512.5+70.16×362.3+130.3×315.1+4.68×353.1+240.56×641)×103=-427809716kJ/h△H3=(3873.24×2.929+7350.64×3.347+1704.08×2.939+11825.28×1.046+161890.4×1.109+69366.06×2.092+21249.82×2.029+3518.1×1.724+2876.56×2.10+261.95×2.172+10584.6×1.213)×(470-25)=198739241.7053kJ/h△H=△H1+△H2+△H3=-3.211×107-4.278×108+1.987×108=-2.612×108kJ/h若损失取△H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）×2.612×108=2.4814×108kJ/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所以产生的蒸汽量==116235kg/h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=(3873.24×2.929+7350.64×3.347+1704.08×2.939+11825.28×1.046+161890.4×1.109+69366.06×2.092+3518.1×1.724+2876.56×2.10+261.95×2.172+10584.6×1.213)×(470-0)=1.896×108kJ/h离开稀相段的气体带出的热为：Q2=(3873.24×2.929+7350.64×3.347+1704.08×2.939+11825.28×1.046+161890.4×1.109+69366.06×2.092+3518.1×1.724+2876.56×2.10+261.95×2.172+10584.6×1.213)×(360-0)=1.453×108kJ/h如热损失为4％，则稀相段换热装置的热负荷为：Q=(1-0.04)(Q1-Q2)=(1-0.04)(1.896×108-1.453×108)=4.253×107kJ/h稀相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：G==19922.2kg/h4.2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.入口气体温度为360℃，压力为0.162MPac.出口气体温度为180℃，压力为0.152MPad.锅炉水侧面产生0.405MPa的饱和蒸汽2.热量衡算表5-2以0℃气体为衡算基准，各物质在0～180℃的平均比热容物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO22.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004a.入口气体带人热（等于反应器稀相段气体带出热）b.Q1=1.453×108kJ/hc.出口气体带出热Q2=(3873.24×2.071+7350.64×2.343+1704.08×2.406+11825.28×0.962+161890.4×1.154+69366.06×1.925+21249.82×1.552+3518.1×1.485+2876.56×1.607+261.95×1.586+10584.6×1.004)×(180-0)=7.469×107kJ/hd.热量衡算需取出的热量Q按热损失10％计算需取出的热量为：Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×(1.453×108-7.469×107)=6.355×107kJ/he.产生蒸汽量产生0.405MPa饱和蒸汽量为：G==29769kJ/h4.3空气饱和塔热量衡算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：PH2O=yH2OP=0.215×0.243=0.05655MPa因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为：0.05665/0.81=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.由热量衡算求出热水温度t，热量衡算基准，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=1.004kJ/(kg·K)Q1=(49181.76+161890.4)×1.004(170-0)+4643.6×2773.3=4.890×107kJ/h（b）出塔湿空气量带出热量Q290℃蒸汽焓2660kJ/kg,空气比热容取1.004kJ/(kg·K)Q2=(49181.76+161890.4)×1.004(90-0)+36084.42×2660=1.151×108kJ/h（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3Q3=644111.3×4.184(105-0)=2.830×108kJ/h（d）求出热水温度t，出塔热水带出的热量用Q4表示，则：Q4=612670.48×4.184t=2563413t按热损失5％计算，则Q=0.05（4.890×107+2.369×108）=1.429×107kJ/h热平衡方程：Q1+Q3=Q2+Q4+Q4.890×107+2.830×108=1.151×108+2563413t+1.429×107解得t=79℃4.4氨中和塔热量衡算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.塔釜排出液温度表5-3硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa(NH4）2SO4含量(NH4)2SO4/100gH2O温度/℃40455070 0.02796 0.027560.0271680 0.04252 0.0419 0.0412990 0.0629 0.06199 0.06109入塔气蒸汽分压PH2O=yH2Op=0.3415×0.142=0.0.0485MPa,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0.04737MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表中得到，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95.3硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为[45g(NH4)2SO4/100gH2O],所以釜液温度控制在81℃。不会有硫酸铵晶体析出。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入塔气体带出热量与废热锅炉出口气体带出热量相同，Q1=7.469×107kJ/h（b）出塔气体带出热Q2表5-4各组分在0～76℃的平均比热容的值组分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP/[KJ/Kg·K]1.7151.9660.9411.041.881.341.391.401.340.92Q2=(3873.24×1.715+7350.64×1.966+11825.28×0.9414+161890.4×1.046+55071.2×1.883+21249.82×1.347+2872.2779×1.393+3514.67×1.406+261.95×1.343+10584.6×0.921)×(76-0)=2.682×107kJ/h（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=69366.06-55071.2=14294.86kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kg因此Q3=14294.86×2246.6=3.211×107kJ/h(d)有机物冷凝放热Q4AN的冷凝量6.42315kg/h,其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量4.2821kg/h，其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量3.42568kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg所以Q4=6.42315×615+4.2821×728+3.42568×878.6=10077.4085kJ/h（e）氨中和放热Q5每生成1mol硫酸铵放热273.8kJQ5=×273.8=1.372×107（f）硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749kJ/kgH2SO4因此Q6=5396.57×749=4.042×106kJ/h（g）塔釜排出的废液带出的热量Q7塔釜排放的废液中H2O于(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)因此Q7=21410.5×3.347×(81-0)=5.805×106kJ/h（h）新鲜吸收剂带入热Q830℃、93％H2SO4的比热容为1.603kJ/(kg·K)。因此Q8=5396.57×1.603×（30-0）=259521kJ/h（i）循环冷却器热负荷Q9因操作温度不高，忽略热损失。把数据带入平衡方程7.469×107+3.211×107+10077.4085+1.372×107+4.042×106=2.682×107+5.805×106+Q9解得Q9=9.195×107kJ/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:W==5.494×106kg/h=5494t/h（k）求循环液量m70℃循环液的比热容为3.368，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为3.364设循环液量为mkg/h,循环冷却器出口循环液温度t℃对循环液与新鲜吸收液汇合处列热平衡方程得m×3.368t+259521=(m+5396.57)×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=9.195×107（2）联立（1）（2），解得m=28362.7kg/ht=80.5℃4.5换热器热量衡算a.换热器入口气体带入热Q1=2.682×107kJ/hb.蒸汽冷凝放热Q2Q2=46161.38×2401.1=1.108×108kJ/hc.冷凝液带出热Q3=46161.38×4.184（40-0）=7.726×106kJ/hd.出口气体带出热Q4表5-5出口气体各组分在0～40℃的平均比热容组分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2kJ/kg·K61.9272.3829.429.236.763.362.752.065.638.6Q4=(92.22×61.92+167.06×72.38+369.54×29.46+5781.8×29.29+494.99×36.75+400.94×63.35+130.17×62.76+70.06×52.09+4.68×65.61+240.56×38.66)(40-0)=1.049×107kJ/he.热衡算求换热器的热负荷热平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5带入数据得：2.682×107+1.108×108=7.726×106+1.049×107+Q5解得:Q5=1.1940×108kJ/h4.6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28065.7kg/h2.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/kg3.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=28065.7×410=1.151×107kJ/hb.丙烷蒸发吸收的热Q2Q2=7350.64×376.6=2.77×106kJ/hc.丙烯蒸发器的热负荷Q,冷损失按10%考虑Q=1.1×（1.151×107+2.77×106）=1.571×107kJ/hd.冷冻盐水用量平均温度（-1℃）下，冷冻盐水比热容3.47kJ/(kgK)冷冻盐水用量为W==2263689kg/h4.7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Q=1.1（28065.7×1.464+7350.64×1.715）[65-(-13)]=4.61×10kJ/h加热蒸汽量为W==2156kg/h上式中2138kJ/kg是0.405Mpa蒸汽的冷凝热4.8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/h2.有关资料0.405Mpa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ/kg3.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=11927.91×1276×1.1=1.6742×107kJ/h加热蒸汽量W==7830.69kg/h4.9氨气过热器热量衡算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11927.91kg/h2.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Q=11927.91×2.218[65-(-7)]×1.1=2.095×106kJ/h加热蒸汽用量为W==980kg/h4.10混合器热量衡算1.计算依据气氨进口温度65℃，流量11927.91kg/h丙烯气进口温度65℃，流量28065.7kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量7350.64kg/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。表5-60～65℃的平均比热容物质kJ/(kg·K)1.5691.822.197a.气态丙烯丙烷带入热Q1Q1=（28065.7×1.569+7350.64×1.82）（65-0）=3.732×10kJ/hb.气氨带入热Q2Q2=11927.91×2.197（65-0）=1.703×106kJ/hc.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)Q3=（161890.4×1.046+49181.76×1.841+36084.42×1.925）（t-0）=329343tkJ/hd.混合器出口气体带出热Q4Q4=(28065.7×1.569+167.06×1.82+11927.91×2.197+161890.4×1.046+49181.76×1.841+36084.42×1.925)(110-0)=4.399×10kJ/he.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：0.9(Q1+Q2+Q3)=Q4代入数据得0.9（3.732×10+1.703×10+329343t）=4.399×10解得t=132℃4.11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132℃表5-7空气的流量和组成组分O2N2H2O合计kg/h49181.76161890.436084.42247156.58b.求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量和蒸汽90~132℃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Q=(161890.4×1.046+49181.76×1.841+36084.42×1.925）(132-90)×1.1=1.522×107kJ/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W==7367kg/h沈阳科技学院学士学位论文第六章主要设备的工艺计算第五章主要设备的工艺计算5.1空气饱和塔1.计算依据表6-1进塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计kmol/h1536.935781.8666.767985.49kg/h49181.76161890.412001.68223073.84表6-2出塔空气的组分和流量组分O2N2H2O合计kmol/h1536.935781.82004.699323.42kg/h49181.76161890.436084.42247156.58a.塔顶喷淋液量644111.3kg/h，温度105℃b.塔底排出液量612670kg/h，温度79℃c.塔底压力0.263Mpa，塔顶压力0.243Mpad.入塔气温度170℃，出塔气温度90℃e.填料用50×50×4.5陶瓷拉西环2.塔径的确定拉西环的泛点速度计算公式为lg=0.022-1.75(A)式中泛点空塔气速，m/s；g——重力加速度，9.81m/；——干填料因子，；——气相和液相密度，；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177a.塔顶处==2.135=958L=644111.3kg/hG=247156.58kg/h=0.282mPa.s把数据带入（A）式Lg[]=0.022-1.75解得=1.701m/s泛点率取75%，则气体空塔速度为W=0.75×1.701=1.276m/s出塔操作条件下的气量V=9323.42×22.4××=115763=32塔径应为d==5.585m塔底出==1.995kg/=975L=612670kg/hG=223073.84kg/h=0.38mPas把数据带入（A）式Lg[]=0.022-1.75解得=1.834m/s气体空塔速度为w=0.75=0.75×1.834=1.376m/s入塔气在操作条件下的气量：V=7985.49塔径为d=取塔径为5.6m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式出塔气体中蒸汽含量达到要求b.式塔顶喷淋液中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CAN等副产物c.按工厂实际经验，取填料高度11m5.2合成反应器1.计算依据a.出口气体流量11211.17kmol/h；入口气体流量10860.35kmol/hb.气体进口压力0.203mPa，出口压力0.162mPac.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d.接触时间10s2.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V=11211.17×22.4×=180043=50.012取空床线速0.6m/s浓相段直径为d==10.3m取流化床浓相段直径为11m3.浓相段高度按接触时间10s算，推化剂的堆体积为=500.12静床高:=5.27m取膨胀比为2，则浓相段高度为=10.54mm取浓相段高11m校核推化剂的堆密度为640推化剂的品质W=500.12×640=320076.8kg=320.08t推化剂负荷为=2.088mol4.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=364112=101.14扩大段直径为d==20.72m取21m5.扩大段高度根据流化床直径11m，空塔气速0.6m/s，查图得/D=0.6稀相段高度0.6D=0.6×11=6.6m取7m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233换热装置的热负荷已由热衡算求出Q=2.4814×=6.893换热面积为F==904.7取30%的设计裕量，则换热面积为11786.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20，换热装置热负荷为Q=4.253又=267℃换热面积为=2212取30%设计裕量，则换热面积为28365.3废热锅炉1.计算依据表6-3管内气体流量和组成如下组分C3H6C3H8NH3O2N2H2OANACNACLHCNCO2合计kmol/h92.22167.06100.24369.545781.83853.67400.9470.164.68130.3240.5611211.1kg/h3873.247350.641704.0811825.28161890.469366.0621249.822876.56261.953518.110585294500.73a.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0.152Mpab.用42×3.5无缝钢管320根作为换热管，管外热水沸腾，产生0.405Mpa饱和蒸汽c.热负荷为6.355×2.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Q=11211.17×22.4×=322289=89.525u==404.77m/s=0.91其它物性数据按空气考虑误差不大，平均温度270℃，次温度下空气的无形数据=429730﹥10000=3.管外热水沸腾的给热系数4.总传热系数K沸腾水方污垢热阻取0.26×，空气方污垢热阻取0.5×，钢的导热系数45对数平均传热温差=102℃c.换热面积热负荷Q=6.355×kJ/h=1.77×J/s换热面积为=380取安全系数1.2，则换热面积用456换热管管长为=18.04m取L=19m5.4丙烯蒸发器1.计算依据a.丙烯在管外蒸发，蒸发压力为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-2℃b.丙烯蒸发量28065.7kg/h，冷冻盐水用量2263689kg/hc.丙烯蒸发器热负荷1.571×2.丙烯蒸发器换热面积（a）管内给热系数蒸发器内安装38×3.5的U型钢管80根冷冻盐水平均温度-1℃，次温度下有关物性数据如下冷冻盐水流速为u==9.21m/s=129829﹥10000，湍流=15.8==12255.7（b）管外液体丙烯沸腾给热系数=2326（c）总传热系数冷冻盐水方污垢热阻取0.264×，丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176×103，钢管导热系数45K=972传热平均温差热端温差0-（-13）=13℃，冷端温差-2-（-13）=11℃，传热平均温差℃3.换热面积热负荷Q=1.571×=4.364×换热面积为A==374取安全系数1.2，则换热面积448.85.5氨蒸发器1.计算依据a.氨蒸汽压力0.405MPa,蒸汽温度-7℃b.加热剂用0.405Mpa饱和蒸汽，温度143℃c.热负荷Q=1.674210kJ/h=4.6510J/s2.计算换热面积a.总传热系数蒸汽冷凝时的给热系数取8000W/(m2·K),液氨沸腾的给热系数取2000W/(m2·K)，不锈钢导热系数取45W/(m·K)，管壁厚4mm,两侧污垢热阻取0.210-3m2·K/W代入数据求K：∴b.传热平均温差c.换热面积A=取换热面积为35m25.6氨气过热器1.计算依据a.进口气氨的温度-7℃，出口气氨的温度65℃b.加热剂为0.405Mpa的蒸汽，温度143℃c.热负荷Q=2.09510KJ/h=581944J/s2.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28-250W/(m·K)，取K=250W/(m·K)b.对数平均温差冷端温差为143-（-7）=150℃热端温差为143-65=78℃c.换热面积热负荷为581944J/sA=取安全系数1.2，则换热面积为25.32m2，,选BFT426-4.0-20--2I型浮头式热交换器，换热面积为25.6m2，满足要求。5.7丙烯过热器1.计算依据a.丙烯进口的温度-13℃，出口的温度65℃b.加热剂为0.405Mpa的蒸汽，温度143℃c.热负荷4.6110kJ/h=1280556J/s2.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28-250W/(m·K)，取K=250W/(m·K)b.对数平均温差热端温差为143-（-13）=156℃冷端温差为143-65=78℃c.换热面积热负荷为1280556J/sA=取安全系数1.2，则换热面积为54.6m2,选BFT426-4.0-20--2I型浮头式热交换器。5.8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132℃，气体进口压力0.245MPa,气体流量和组成如下表6-4气体流量和组成组分O2N2H2O合计kg/hkmol/h1536.9349181.765781.8161890.42004.6936084.429323.42247156.58c.用0.608Mpa蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃d.热负荷1.52210kJ/h=4.23×10J/s2.计算换热面积初选BFT700-1.6-80--2II型浮头式热交换器一台，换热器有的管子268根a.总传热系数（a）管内一侧的给热系数1管内气体的平均温度=℃,此温度下水的物性数据如下：空气密度流速=72357410000，湍流区=0.023=1591.378W/(m)（b）管外蒸汽冷凝侧给热系数取=8000W/(m2·K)（c）总传热系数不锈钢的导热系数=45W/（m·K）,空气侧污垢热阻为0.4，蒸汽冷凝侧污垢热阻0.2代入数据求K=693.48W/(m2·K)b.对数平均温差c.换热面积A=取安全系数1.2，则换热面积为154m2,所选换热器的换热面积为80.4m2，满足要求。5.9循环液泵循环液泵的流量180000kg/h,循环液密度1140kg/m3,因此循环液的体积流量为Q=又选用80FVZ-30的耐腐蚀泵，三台，正常使用两台，一台备用。80FVZ-30泵的流量为50m3/s,扬程为30m。5.10空气压缩机在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指最后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积流量。现第一级进气条件为常压，温度按30℃计，排出气体的摩尔流量为2705.09kmol/h，则排气量为因工艺要求排出压力为0.263MPa,故选用排气量为55m3/min,排气压力为0.35MPa的5L-55/3.5型空气压缩机二十一台，正常用二十台，备用一台。沈阳科技学院学士学位论文第七章工艺表格汇总第六章工艺表格汇总6.1设备一览表表7-1是初步设计阶段经过设备的工艺计算初定的工艺设备一览表，其中：标准设备已选定了型号或标准号。表7-1丙烯腈合成工段工艺设备一览表序号设备位号设备名称及规格设备图号、型号或标准图号单位数量材料重量/kg备注1R0101合成反应器流化床反应器，浓相段直径，高11000mm；稀相段直径，高7000mm；浓相段换热面积为1178m2的套管式换热装置；稀相段内有换热面积为2836m2的套管式换热装置。台12T0101空气饱和塔填料塔，塔径内装的陶瓷拉西环11m，填料共分两层，两层填料间设液体分布——再分布器台1不锈钢3E0108废热锅炉壳管式，内装230根3.5mm,长19m的冷却管，总换热面积456，管外为水的蒸发空间，产生0.405MPa的饱和蒸汽。台1续表7-1丙烯腈合成工段工艺设备一览表序号设备位号设备名称及规格设备图号、型号或标准图号单位数量材料重量/kg备注1E0103丙烯蒸发器圆筒式，内有的U型钢管，管内走冷冻盐水，管外是丙烯蒸发空间，换热面积449m2台12E0104丙烯过热器浮头式换热器，壳体直径内有的换热管74根，换热面积25.6m2,双管程、单壳程.BFT426-4.0-20--2台13E0101氨蒸发器圆筒式，内有换热蛇管，关内走加热蒸汽，管外为液氨蒸发空间，换热面积35.0m2台14E0102氨气过热器浮头式热交换器，壳体直径325mm，内有、长3m的换热管60根换热面积26.5m2，双管程、单壳程。BFT325-4.0-10--2I台15E0105空气加热器浮头式换热器，壳体直径700mm，内有、长3m的换热管268根换热面积80.4m2，双管程、单壳程。BFT700-1.6-80--2II台1聚偏二氟乙烯6P0102循环液泵耐腐蚀离心泵，流量50m3/h,扬程30m，电机功率7.5kW80FVZ-30台5续表7-1丙烯腈合成工段工艺设备一览表序号设备位号设备名称及规格设备图号、型号或标准图号单位数量材料重量/kg备注1C0101空气压缩机活塞式空气压缩机，排气量55m3/min,排气压力0.35MPa，电机功率250kW。5L-55/3.5台226.2原料消耗综合表原料消耗综合表。表7-2丙烯腈合成工段原料消耗综合表序号物料名称成分单位每吨产品的消耗量每小时的消耗量工业纯度每昼夜的消耗量工业纯度每年的消耗量工业纯度100%工业纯度1234丙烯氨硫酸软水80%100%93%100%tttt1.330.56130.2549.5151.651235.0630.561311.9280.27310.41459.51514.442842286.2729.948346.625260085881.62984.41039806.3能量消耗综合表1.0.405MPa蒸汽产生量a.浓相段换热装置116235kg/hb.稀相段换热装置19922.2kg/hc.废热锅炉29769kg/h2.0.405MPa加热蒸汽消耗量a.丙烯过热器2156kg/hb.氨蒸发器7830.69kg/hc.氨过热器980kg/h3.0.608MPa加热蒸汽消耗量空气加热器7367kg/h由上面数据可以得到加热蒸汽的用量计算值，再在加热蒸汽量的计算值乘以1.3的安全系数，就得到能量消耗综合表（表7-3）表7-3丙烯腈合成工段能量消耗综合表序号名称单位规格每吨产品的消耗量每小时的消耗量每昼夜的消耗量每年的消耗量备注123加热蒸汽加热蒸汽产生蒸汽量ttt0.405MPa0.608MPa0.405MPa0.670.4510.1514.249.56215.7341.76229.45176.8102528164250026100006.4合成工段排出物综合表工段排出物的量及成分已由物料衡算确定：表7-4丙烯腈合成工段排出物消耗综合表序号名称特性和成分单位每吨产品排除量每小时排出量每年排除量备注12中和塔废液空气饱和塔塔底排污其中含AN0.03%(质量分数,下同)ACN0.02%HCN0.016%H2SO40.5%(NH4)2SO430.9%H2O68.53%温度81℃其中含AN0.00525%(质量分数,下同)ACN0.0084%氰醇0.00053%ACL0.00021%H2O99.985%温度79℃tT1.00811.27.5642.5550803060006.5合成工段管道流速表表7-5丙烯腈合成工段管道流速表序号管道名称压力/atm介质温度/℃物料流量/(kg/h)密度(kg/m3)操作状态下流量(m3/h)管径/mm流速/(m/s)1丙丙馏份（85%）进工段管线3.5C3=，C30-1830786kg/h57048.757418.62低温盐水进丙烯蒸发器管线3.5盐水01926t/h约11301723325723.13液氨进氨蒸发器管线3~4液氨10212kg/h5744硫酸进合成部分管线硫酸763.55循环水进合成总管4水321157.8t/h995835527102.346新鲜水管4水182823t/h998235.638049.317饱和塔底排污管2.8水8018478417.268开工时用的压缩气体3.5空气4064720m3(STP)/h1986426862.379化学软水进合成4软水24713369.4810蒸汽冷凝水进合成3冷凝水24713369.4811反应器副产蒸汽外供4蒸汽14361172kg/h2.1238304348768.9续表7-5丙烯腈合成工段管道流速表序号管道名称压力/atm介质温度/℃物料流量/(kg/h)密度(kg/m3)操作状态下流量(m3/h)管径/m