年产35万吨丙烯腈合成工段工艺设计

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1、o 口 口年产3.5万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内涵分值评分签名栏设计说明，50%格式规范 内容完整格式是否规范10评阅教师签名内容是否完整10工艺计算 正确、完整和 规范物料恒算10热量衡算10设备设计和选型10设计图纸，40%图纸规范 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 3.5万吨丙烯腈合成工段

2、工艺设计设 计 技 术参 数1生产能力：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）；（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

3、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年第一部分 概述1.1 丙烯腈的性质1.1.1 丙烯腈的物理性质丙烯腈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。丙烯腈，英文名Acrylonifrile （简称为ACN）,化学分子式：CH2=CH-CN；分子

4、 量： 53.1。丙烯腈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、乙醚和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表 1-1。丙烯腈在室内允许浓度为 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 须有严格的安全防护措施。丙烯腈和水、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71 r, 共沸点中丙烯腈的含量为88% （质量），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。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。表1T丙烯腈与水的相互溶解度温度/c水在丙烯腈中的溶解度（质量）/%丙烯腈在水中的溶解

5、度（质量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.90506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10表 1-2 丙烯腈的主要物理性质性质指标性质指标性质沸点78.5C燃点/C481蒸汽压/KPa(101.3KPa)比热容熔点/C82.020.920.038.7C 时/J.kg-1. K-1蒸发潜热相对密度（d 26 ）0.080632.6kJ/mol45.5C 时4(077C)粘度(25C)0.34生成热（25C）151kJ/mol77.3C 时折射率(n 25 )D1.3888燃烧热1761kJ/

6、mol临界温度闪点/C0聚合热（25C）72 kJ/mol临界压力指标6.6733.33101.32246C3.42MPa1.1.2 丙烯腈的化学性质及应用丙烯腈分子中含有双键及氰基（-CN ），其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、 水解、醇解、腈基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C双键上，纯丙烯腈在光的作用下能自行聚 合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（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，由此可制得合成纤维、塑料、

7、 涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水 解反应、醇解反应等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯腈和醇反应可 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、纤维处理剂、表面活性剂、 医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1，3丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂 和催化剂。丙烯腈主要用来生产ABS树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二睛和苯乙烯-己二睛树脂 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150kt。1.2丙烯腈的生产状况 1.2

8、.1世界丙烯腈生产与消费概况全世界丙烯腈的生产主要集中在美国、西欧和日本等国家和地区。全世界1999年丙烯 腈总生产能力为，523.3万t （见表1-3）。美国、日、西欧丙烯腈生产能力合计为357万t, 占世界总能力的66.9%。1999年世界丙烯腈需求量为480万t，产量470万t。预计到2000 年，世界丙烯腈总生产能力将达到585万t,产量及消费量将达到507万t。其中用于腈纶 的消费量为275万t,用于ABS、AS为126万t,其它106万t （见表1-4）。今年台塑公司4 月和年末各有10万t/a装置投产、美国Solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增加 45万t生产能力。2

9、000年是日本旭化成、三菱化学和韩国东西石油化学、泰光产业等公司 的定期检修年，这会缓和对新增能力投产的冲击。表1-31999年世界丙烯腈生产能力（万t/a）国家和地区牛产能力美国164.2德国44意大利19荷兰18.5西班牙11.5英国28.0墨西哥16.5韩国37中国（总计）38.8合计国家和地区牛产能力十耳其9.0巴西9.0南非7.5印度3.0罗马尼亚8.0保加利亚4.5日本71.8俄罗斯24中国台湾省18.0532.3表1-4世界丙烯腈消费结构（万t）年份19951996199719982000牛产能力463508533545585产量415437451469507消费量4154374

10、51469507腈纶231244251260275ABS/AS100107110115126其它84869094106开工率（）90868586871.2.2国内生产概况我国内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，我国丙烯腈工业发展很快，从国外引进技术目前正在运行的生产装置有9套（包括中国台湾省），总生产能力为58.8万t,加 上采用国内技术的生产装置，总生产能力为59.3万t。正在计划建设的生产装置有上海石 化公司25万t/a,金陵石化公司6.6万t/a。另外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。 到2000年，我国丙烯腈总生产能力可达80多万t,其中中国大陆丙烯腈生产能力可达42 万45万

11、t/a,台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。这样，我国2000年丙烯腈总生产能 力将居世界第二位，而仅次于美国。我国丙烯腈生产能力。见表1-5。表 1-5 我国丙烯腈生产能力（万 t/a）生产厂家生产能力采用技术备注上海石化股份有限公司5BP技术实际可达到7大庆石化总厂化工一厂6BP技术大庆油田聚合物厂6BP技术齐鲁石化公司丙烯腈厂4BP技术齐鲁石化公司齐胜化工厂0.5国内技术兰化公司石化厂3.2BP技术抚顺石化公司腈纶厂5BP技术计划扩展7吉化公司化肥厂6.6BP技术安庆石化公司腈纶厂5BP技术台湾CPDC公司18BP技术合计59.31.3我国丙烯腈发展方向1.4丙烯氨氧化的原理1.4.1化

12、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：3CH CH = CH + NH + -O CH = CHCN + 3H O3232222AH = 512. 5kJ / mol与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列主要的副反应。(1) 生成乙腈(ACN)：333CH CH = CH + 3 NH + 3 0 3 CH CN + 3H O3223 2 2232AH = 362. 3kJ / mol(2) 生成氢氰酸(HCN)。CH CH 二 CH + 3NH + 3O 3HCN + 6H O32322AH = 315. 5kJ / mol(3) 生成丙烯醛。CH CH 二 CH

13、+ O CH 二 CHCHO + H O32222AH = 353. 1kJ / mol(4) 生成二氧化碳。9CH CH = CH + 9 O 3CO + 3H O322222AH = 641kJ / mol上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。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。 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系催化剂。(1) Mo系催化剂 工业上最早使用的是P-Mo-Bi-0(C-A)催化剂，其 代表组成为PBi9Mo12052。活性组

14、分为Mo03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),丙烯腈收率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 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

15、腈收率都较高，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,丙烯腈收率达75%左右，副产 乙腈生成量甚少，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。1.4.3反应机理和动力学丙烯氨氧化生成丙烯腈的反应机理,目前主要有两种观点。 可简单地用下式表示。HCHO4CH *_ FTCH3- Ci-a CHCHOCH2 HCJNCHjCJl

16、O第二部分 生产方案选择第三部分 工艺流程设计3.1 丙烯腈工艺流程示意图3.2 小时生产能力按年工作日300天，丙烯腈损失率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：35 % 1 % l.6 x 1. 03 = 5307. 36kg / h300 x 24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（D 丙烯腈产量5307.36kg/h,即 F=100.03kmol/h（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（CH） 85%，丙烷（CH） 15%3 63 8（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为C H :NH :O :H O=1:1.05

17、:23:33 6322反应后各产物的单程收率为：物质丙烯腈(AN)氰化氢(HCN)乙腈(CAN)丙烯醛(ACL)CO2摩尔收率0.60.0650.070.0070.124)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C H :100.03/0.6 = 166.72kmol/h = 7002.1kg/h36166.72CH：x 0.15 = 29. 42kmol / h = 1294. 53kg / h3 80. 85NH3： 166. 72 x

18、1. 05 = 175. 06kmol /h = 2975. 95kg / h2： 166. 72 x 2. 3 = 383. 46kmol / h = 12270. 59kg / hH2O： 166. 72 x 3 = 500. 16kmol / h = 9002. 88kg / hQ Q 9 A (2N : . x 0. 79 = 1442. 54kmol / h = 40391. 12kg / h2 0.21(2) 反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈：5307.36kg/h F=100.03kmol/h3乙腈：x 166. 72 x 0. 07 = 17. 51kmol /h = 71

19、7. 77kg / h2CO: 3 x 166. 72 x 0.12 = 60. 02kmol /h = 2640. 84kg / hHCN： 3 x 166. 72 x 0. 065 = 32. 51kmol /h = 877. 78kg / hCH :29. 42kmol / h = 1294. 53kg / h38N: 1442. 54kmol / h = 40391. 12kg / h39383. 46 - x 100. 03 - 32. 51 - 1. 17 - 17. 51 - x 60. 02O2：23 x 2二 92. 20kmol / h 二 2950. 4kg / h166

20、. 72 - - x 32. 51 - 1. 17 - 2 x 17. 51 - 100. 01 - - x 60. 02C3H6:33336二 23.02kmol / h 二 966. 98kg / hNH3: 175. 06 32. 51 17. 51 100. 03 = 25. 01kmol /h = 425. 17kg / hH2O：500. 16 + 3 x 100. 03 + 2 x 32. 51 + 2 x 17. 51 + 60. 02 + 1. 17=961. 48kmol /h = 17306. 64kg / h3）: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kmo

21、l/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78nh3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4612270.5914.2216.8292.202950.403.314.05N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.169002.8818.5412.34961.48

22、17306.6434.5223.73丙烯腈（AN）0000100.035307.363.597.28乙腈（ACN）000017.51717.770.630.98氰化氢（HCN）000032.51877.781.171.20丙烯醛（ACL）00001.1765.530.040.09CO2000060.022640.842.163.62合计2697.3672937.171001002784.9172944.121001004.1.3热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0110C、0360C、0470C的 平均定压比热容物质C3H6C H38NH3O2N2h2oANHCNACNACLCO2Cp lk

23、J /(kgK)0110C1.8412.052.3010.9411.0461.8830360C2.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.1300470C2.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213(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:A /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:AH 二(7002. 1 x 1. 841 + 1294. 53 x 2.05 + 2975. 95 x 2. 301 + 122

24、70. 59 x 0. 941 1+ 40391. 12 x 1. 046 + 9002. 88 x 1. 883) x (25 - 110)二7916940. 23kJ / hAH = (100. 03 x 103 x 512. 5 + 17. 51 x 103 x 362. 3 + 32. 51 x 103 x 315. 52+ 1. 17 x 103 x 353. 1 + 60. 02 x 103 x 641) = 106752100kJ / hAH = (966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4

25、x 1. 046 3+ 40391. 12 x 1. 109 + 17306. 64 x 2. 092 + 5307. 36 x 2. 029 + 717. 77 x 1. 724+ 877. 78 x 2. 1 + 65. 53 x 2. 172 + 2640. 84 x 1. 213) x (470 25)=48814314. 75kJ /hAH 二 AH + AH + AH 二7916940. 23 106752100 + 48814314. 75123二65854725. 48kJ / 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. 0

26、5) x 65854725. 48 = 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饱和蒸汽焓：teamT力3閃/ kg143 C饱和水焓：% = 6012心/kg所以：产生的蒸汽量=62561989.21 = 29305. 78kg/h2736 - 601. 2(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0C气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：Q 二(966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4 x 1. 0461+ 4039

27、1. 12 x 1. 109 + 17306. 64 x 2. 092 + 5307. 36 x 2. 029 + 717. 77 x 1. 724+ 877. 78 x 2. 1 + 65. 53 x 2. 172 + 2640. 84 x 1. 213) x (470 - 0)二 51556691.98kJ /h离开稀相段的气体带出热为：Q 二(966. 98 x 2. 678 + 1294. 53 x 3. 013 + 425. 17 x 2. 636 + 2950. 4 x 1. 0042+ 40391. 12 x 1. 088 + 17306. 64 x 2. 008 + 5307.

28、 36 x 1. 874 + 717. 77 x 1. 640+ 877. 78 x 1. 933 + 65. 53 x 1. 966 + 2640. 84 x 1. 130) x (360 - 0)二 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 )二(1 - 0. 04)(51556691. 98 - 37873108. 11)二 13136240. 51kJ / h12稀相段换热装置产生 0.405 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：=6153. 38kg / h13136240. 512736 - 601. 24.2

29、空气饱和塔的物料衡算和热量衡算4.2.1 计算依据入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPa 空压机入口空气温度30C,相对温度80%,空压机出口气体温度170 C（3）饱和塔气、液比为 152.4（体积比），饱和度 0.81塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105C，组成如下:组分ANACN氰醇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： 1442.54 kmol/h，即 40391.12 kg/hH2O： 50

30、0.16kmol/h，S卩 9002.88 kg/h4.2.2 物料衡算（1）进塔空气量进塔干空气量二 383. 46 + 1442. 54 二 1826kmol/h 二 52661. 71kg / h查得30C，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 x 52661. 71 二 1158. 56kg / h（2）进塔热水量气、液比为 152.4，故进塔喷淋液量为：273 + 1700.101311826 x 22. 4 xxx= 167. 75m 3 / h2730.263152.4塔顶喷淋液105C的密度为，因此进塔水的质量

31、流量为:167. 75 x 958 二 160703. 05kg / h（3）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，因而O2： 383.46kmol/h，即 12270.59kg/hN2： 1442.54 kmol/h,即卩 40391.12 kg/hH2O： 500.16kmol/h,卩卩 9002.88 kg/h（4）出塔液量塔内水蒸发量 二 9002.88 - 1158.56 二 7844.32kg/h 所以，出塔液流量二 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

32、塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：x 100% = 21. 5%500. 16383. 46 + 1442. 54 + 500. 16根据分压定律，蒸汽的实际分压为：P = y P = 0. 215 x 0. 243 = 0. 05225MPaH 2OH2O饱和度为 0.81，所以饱和蒸汽分压应为=0. 0645MPa = 64500Pa0.81查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90C，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腈解吸塔塔釜， 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

33、的热量Q：170C蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0l70C的平均比热容Cp = 1.004kJ/(kg K)所以，Q = (12270. 59 + 40391. 12) x 1. 004 x (170 - 0) + 1158. 56 x 2773. 3 1= 12201335.11kJ / h 出塔湿空气带出热量 Q290C蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取C = 1.004kJ/kgKpQ = (12270. 59 + 40391. 12) x 1. 004 x (90 - 0) + 9002. 88 x 26602= 28706172.92kJ /h 105C入塔喷淋液带入

34、热量Q3Q = 160703.05 x 4.184 x(105 - 0)= 70600063.93kJ / h3 求出塔热水温度t出塔热水带出热量:Q = 152858. 73 x 4. 184t = 639560. 93tkJ / h4热损失按 5%者，则Q = 0.05x(12201335.11 + 70600063.93)= 4140069.95kJ /h损热平衡方程Q+Q3二q2+q4+q损即 12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95解得 t=78.11C故，出塔热水温度为 78.11C4.3 氨中和塔物料衡算和

35、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，生成硫酸铵(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)的组成如下组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵合计% (wt)68.530.030.020.0160.530.90100(5) 进塔气温度I8OC,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0.142MPa图 2 氨中和塔局部流程1氨中和塔； 2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

36、铵 氨和硫酸反应的方程式：2NH + H SO = (NH ) SO3 2 4 4 2 4(NH ) SO的生成量，即需要连续排出的(NH ) SO的流量为：4 2 4 4 2 4132425.17 x= 1650. 66kg / h2 x 17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. 94 x 0.6853 = 3660. 83kg / hAN： 5341. 94 x 0. 0003 = 1.60kg / hCAN: 5341. 94 x 0. 0002

37、 二 1. 07kg / hHCN： 5341.94 x 0.00016 二 0.85kg / hH2SO4： 5341.94 x 0. 005 二 26.71kg /h（NH4）2SO4： 5341. 94 x 0. 309 二 1650. 66kg / h（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的H2SO4）的量为：98（5341. 94 x 0. 005 + 425. 17 x ） / 0.93 = 1346. 45kg / h2 x 17（3）出塔气体中各组分的量C3H6： 966.98kg/h=23.02kmol/hCH : 1294.53kg/h=29.42kmol/h38O2： 2950

38、.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=1.17kmol/hHCN： 877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/hCO2： 2640.84kg/h=60.02kmol/hH2O： 17306.64+1346.45 X 0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h 4.3.3 热量衡算（1）出塔气

39、体温度736.34y =H2736 34 + 60. 02+ 32 51 + 1. 17 + 17. 50 + 100 02 + 1442 54 + 92 20 + 23. 02 + 29 42=0. 298塔顶气体中实际蒸汽分压为：Puoc二yucP=0298 X 0.122=0.0364MPaH2O H2O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0.0364P。= 0.0371MPaH2O0.98入塔喷淋液的硫酸铵含量为：30.9100 x 30.9 = 45g(NH ) SO / 100gH O68.534 242已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表温度、-、一4045507

40、00.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和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=yH2OP=0.3452X 0.142=0.049MPa在釜液（NH4）2S04含量（45g（NH ） SO / 100gH O ）下溶液上方的饱和蒸汽 4 244 242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

41、和温度为83.53 C ，设塔釜液温度比饱和温度低2.53 C即81C。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80C时.每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为（45g（NH ） SO / 100gH O ），所以4 242釜液温度控制81C不会有硫酸铵结晶析出。（4）热衡算求循环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Q +Q +Q +Q +Q +Q =Q +Q +Q134568279 入塔气体带入热 入塔气体带入热量Q=2.53 X 106kJ/h 出塔气体带出热各组分在076.7C的平均比热容的值如下组分

42、C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO2C p1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.98X 1.715+1294.53X 1.966+2950.4X 0.9414+40391.12X1.046+13740.06X 1.883+1.347X 5307.24+1.393X 877.72+1.406X 717.69+1.343X 65.53+0.921X 2640.84) X (76.7-0)=87003.38X 76.7=6673159kJ/h 蒸汽在塔内冷凝放热蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-

43、出口气带出蒸汽=17306.64-13740.06=3566.58kg/h蒸汽的冷凝热为 2246.6kJ/kgQ3=3566.58 X 2246.6=8012678.63kJ/h 有机物冷凝放热AN的冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量0.85kg/h,其冷凝热为878.6kJ/kgQ4=1.6X 615+1.07X 728+0.85X 878.6=2509.77kg/h 氨中和放热每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ门 1650.66 x 1000! T /.Q = x 273. 8 = 3423869

44、kJ / h5 132 硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ =0.93X 1346.45X 749=937896.68kJ/h6 塔釜排放的废液带出热量塔釜排放的废液中，h2o与的(nh4)2so4的摩尔比为3660. 83 / 1650. 66 = 203. 38 / 12. 51，查氮肥设计手册得此组成的硫酸18132铵水溶液比热容为3. 347kJ /(kg K)Q7=5341.94X 3.347X (80-0)=1430357.85kJ/h 新鲜吸收剂带入热30OC时,93%H SO 的比热容为 1.603J /(kg K)24Q8=1346.45 X 1.603 X (30

45、-0)=64750.78kJ/h 循环冷却器热负荷因操作温度不高,忽略热损失把有关数据代入热平衡方程有：解得：Q 二 2.53 x 106 - 6673159 + 8012678. 63 + 2509. 77 + 3423869 + 937896. 68 9-1430357. 89 + 64750. 78 二 6868188. 01kJ / h 循环冷却器的冷却水用量设循环冷却器循环水上水温度32C，排水温度36C则冷却水量为：W =6868188. 01= 410384. 08kg / h4. 184 x (36 - 32)(5) 循环液量循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，70C循环液的比热

46、容为3.368J /(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m kg/h,循环冷却器出口循环液温度tC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：mX 3.368t+9267=(m+192.7) X 3.364X 70(1)对循环冷却器列热平衡得:mX 3.347X 81mX 3.368t=6868188.01t = 700：联解式(1)(2)得： m=193942.26kg/h4.4换热器物料衡算和热量衡算AN溶液去精制AN溶液来自水吸收塔气体来自氨中和塔二气液混合物去水吸收塔X换热器776.7QC-0QC4.4.1计算依

47、据进口气体76.7C，组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40C，操作压力115.5kPa4.4.2物料衡算进口气组成及流量如下组分流量C3H623.02kmol/hC3H829.42kmol/hO292.20kmol/hN21442.54kmol/hAN100.02kmol/hACN17.50kmol/hACL1.17kmol/hHCN32.51kmol/hCO260.02kmol/hH2O763.34kmol/h合计2561.74kmol/h出口气体温度40C, 40C饱和蒸汽压力为P。二7.375MPa设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：x 115. 5 = 7

48、. 375 2561. 74 - 763. 34 + x解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h故，蒸汽的冷凝量为 13740.06-2208=11532.06kg/h因此得到换热器气体方（壳方）的物料平衡如下：组分 流 量Kmol/h C3H6C3H8H2。2N2ANACNHCNACLCO2冷凝水合计23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.1760.0640.72561.74.4.3 热量衡算（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热Q1=6673159kJ/h（2）蒸汽冷凝放出热40C水汽化热为2401.1kJ / kgQ2=11

49、532.06 X 2401.1=27689629.27kJ/h（3）冷凝液带出热Q3=11532.06X 4.184X （40-0）=1930005.56kJ/h（4）出口气体带出热出口气体各组分在040C的平均摩尔热容为：组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO2CP61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4=(23.0X 61.92+29.4X 72.38 +36.75X 122.7+92.2X 29.46+1442.5X29.29+63.35X 100+17.50X 52.09+32.51X 62.76+1

50、.17X 65.61 +60.0X38.66)X (40-0)=2588466.41kJ/h(5) 热衡算求换热器热负荷平衡方程： Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入数据求得： Q5=29844316.3kJ/h4.5 水吸收塔物料衡算和热量衡算4.5.1 计算依据出塔牴匸%库来自换热聯AN廓液去换鹉器水吸收塔的局部流程1)入塔气流量和组成与换热器出口相同(2) 入塔器温度40C,压力112Kpa；出塔气温度10C,压力101Kpa(3) 入塔吸收液温度5C(4) 出塔 AN 溶液中含 AN 1.8%(wt)4.5.2 物料衡算(1)进塔物料(包括气体和凝水)的组成和流量与换热器出口相同进口气量

51、=23 X 42+29.4 X 44+122.7 X 18+92.2 X 32+1442.5 X 28+100 X53+17.5 X 41+32.51 X 27+1.17 X 56+60 X 44=57409.39kg/h(2)出塔气的组成和量出塔干气含有：C3H623kmol/h =966kg/hC H29.4kmol/h=1293.6kg/h38O292.2kmol/h=2950.4kg/hN21442.5kmol/h=40390kg/hCO26.7kmol/h=294.8kg/h10C水的饱和蒸汽压P。二i228Pa，总压P=101325paH2O出塔器中干气总量=23+29.4+92.

52、2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：1228x 1593. 8 = 19. 55kmol / h = 351. 95kg / h 101325 - 1228出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h(3) 塔顶加入的吸收水量 出塔AN溶液总量出塔AN溶液中，AN为1.8% (wt)，AN的量为5307.36kg/h，因此, 出塔 an 溶液总量为 5307.36/0.018=294853.33kg/h 塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：入塔吸收液量二塔底AN溶液量+

53、出塔气体总量一入塔气量一凝水量=294853.33+45894.857409.3911532.06 =271806.68kg/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、CAN、 HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水 平衡求出AN 溶液中的水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水=271806.68+763.34 X 18-351.95=285194.85kg/h5)水吸收塔平衡如下:入组分C3H6C3H8H2。O2N2ANACNHCNACLCO2合计流量Kmol/h23.029.4122.

54、792.21442.510017.5032.511.1760.01921含量0.0520.00910.01690.00061出塔流量23.029.418.8292.21442.5000060.016666）检验前面 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、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：E x iip。二 Exl l l塔底排出液的温度为15C（见后面的热衡算）查得15C时ACN、HCN、ACL和AN的亨利系数E值为:ANE=810kPaACLE=444.4kPa

55、ACNE=405.3kPaHCNE=1824kPaAN塔底P =0.052X112=5.82kPaANP5.82X。 一 4 0.0072ANE810AN从以上计算可看出Xan二0. 006203 X加溶液未饱和ACLP =0.0006 X 112=0.0672kPaACL兀AclPACLEACL0. 0672444.4二 0. 000151X二0.0000723 咒。，溶液未达饱和ACLACL ACNP =0.0091X 112=1.0192kPaACNP1.0192X。 二 ac 二二 0.0025acn E405.3AcNX = 0.00108 X。HcNHcN从计算结果可知，在吸收塔的

56、下部，对 HCN 的吸收推动力为负值 但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中 HCN 的含量达到要求4.5.3 热量衡算1）入塔气带入热各组分在040C的平均摩尔热容如下:组分c3h6c3h8O2n2h2oANACNHCNACLCO2C p61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q1=(23.0X 61.92+29.4X 72.38 +36.75X 122.7+92.2X 29.46+1442.5X29.29+63.35X 100+17.50X 52.09+32.51X 62.76+1.17X 65.61 +60.0 X38.66)X (40-0)=2588466.41 kJ/h(2)入塔冷凝水带入热Q2=11532.06 X 4.184 X (40-0)=1930005.56kJ/h(3) 出塔气带出热Q3=(23.0X 61.92+29.4X 72.38 +