丙烯腈车间工艺设计课程设计教学文稿

《丙烯腈车间工艺设计课程设计教学文稿》由会员分享，可在线阅读，更多相关《丙烯腈车间工艺设计课程设计教学文稿（45页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、目录 3 4 43.143.253.353.483.5103.6153.7173.8213.9233.10233.11243.12243.13243.1425264.1264.2284.3304.4324.5344.6354.7354.8364.9374.10384.1138395.1395.24142丙烯腈车间工艺设计摘要：设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙 烯腈的工艺设计任务。第一部分生产方法丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃

2、烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为3.1%-17%（体积百分比） ；沸点为 77.3 ，闪点 -5 ，自燃点为481 。丙烯腈是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维( 即合成纤维腈纶 ) 、丙烯腈 - 丁二烯 - 苯乙烯塑料 (ABS) 、苯乙烯塑料和丙烯酰胺( 丙烯腈水解产物) 。另外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引发剂( 过氧甲酰 ) 作用下可聚合成一线型高分子化合物聚丙烯腈。聚丙烯腈制成的腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯腈与丁二烯共聚生产的丁腈橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等

3、性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法的优点如下(1) 丙烯是目前大量生产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腈产物。(3) 反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可以回收利用而且丙烯腈成品纯度较高。(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炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备 ( 如乙炔发生装置和氰化氢合成装茸 ) 的建设投资。丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程

4、的主反应为C3H 6NH 33 O22CH 2=CHCN3H 2O该反应的反应热为( VH r )298512.5 kJ molAN主要的副反应和相应的反应热数据如下：（ 1）生成氰化氢（HCN）C3H 63NH 33O23HCN6H2O( VH r ) 298315.1kJ molHCN（ 2）生成丙烯醛（ACL）C3H6O2CH 2CHCHOH2O(VHr )298353.1kJ mol ACL（ 3）生成乙腈（ ACN）C3H63 NH33 O23 CH 3CN 3H2O222(VH r )298362.3 kJ mol ACN22（ 4）生成 CO和 H OC3H69 O23CO2 3

5、H 2O2(VH r )298641kJ mol CO2第二部分设计技术参数1. 生产能力： 3900 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： 3.1%6. 设计裕量： 6%7. 年操作日 300 天第三部分物料衡算和热量核算3.1丙烯腈工艺流程示意图液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化，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。温合器出口气体混合物进入反应器

6、，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230左右进人氨中和塔，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。氨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 水吸收塔塔底得到古丙烯腈约 1.8 的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，湿度升高后去精制工段。图 1丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图3.2小时生产能力按年工作日 300 天，丙烯腈损失率 3.1、设计裕量6计算，年

7、产量为3900 吨 /年，则每天每小时产量为：390010001.061.031591.97 kg / h300243.3反应器的物料衡算和热量街算(1) 计算依据A丙烯腈产量591.97kg / h ，即 11.17kmol / hB. 原料组成 ( 摩尔分数 ) 丙烯 85%，丙烷 15% C进反应器的原料配比 ( 摩尔比 ) 为C3H4 :NH 3 :O2 : H2O1:1.05 : 23: 3D. 反应后各产物的单程收率为物质丙烯腈（AN ）氰化氢（HCN ）乙腈 (ACN)丙烯醛 (ACL)二氧化碳摩尔收率0.60.0650.070.0070.12表 1 反应后各产物的单程收率E.

8、操作压力进口 0.203 MPa ，出口 0.162 MPaF反应器进口气体温度ll0 ，反应温度470，出口气体温度360(2) 物料衡算A反应器进口原科气中各组分的流量C3H 611.17 / 0.618.62kmol / h782kg / hC3H 818.620.153.29kmol / h144.58kg / h0.85NH 318.621.0519.55kmol / h 332.37 kg / hO218.622.342.83kmol / h1370.43kg / hH 2O18.62355.86kmol / h1005.48kg / hN 242.830.79161.12kmol

9、 / h 4511.43kg / h0.21B反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈乙腈丙烯醛CO 2HCNC3H 8N 2O 2C3H 6NH 311.17kmol / h = 591.97 kg / h318.620.071.955kmol / h80.16kg / h218.62 0.007 0.13kmol / h 7.30 kg / h318.620.126.70kmol / h294.94kg / h318.620.0653.63kmol / h98.03kg / h3.29kmol / h144.58kg / h161.12kmol / h4511.43kg / h42.83- 3

10、 11.17-3.63-0.13-1.955-96.70232=10.31 kmol / h329.92 kg / h18.62-1216.703.63-0.13-1.933-11.17-333=2.59kmol / h108.70kg / h19.55-3.63-1.955-11.17=2.80 kmol / h47.60kg / hH 2O55.86+3 11.17+23.63+2 1.955+6.70+0.13=107.37kmol / h1932.66kg / h(3) 热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0110、 0 360、 0 470的平均定压比热容表 2各物质 0t 平均定压

11、比热容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假设如下热力学途径：各物质 25t 的平均比热容用o t 的平均比热容代替，误差不大，因此，H1 =(782 1.841+144.58 2.05+332.37 2.301+1370.43 0.941+4511.43 1.046+1005.48 1.883)(25-110)=-8.84 105 kJ / hH 2 =-(11.17103512.51.955103362.3 3.63 103 315.1 0.13 103353.16.70103641)1.19107 kJ/ hH 3 =(108.702.929+144.583.347+47

12、.602.939+329.921.046+4511.431.109+1932.662.092+591.972.029+80.162.10+98.031.724+7.302.172+294.94 1.213)(470-25)=5.45106 kJ / hH= H1H 2H 38.841051.191075.45 1067.33 106 kJ / h若热损失取H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)7.331066.96 106 kJ / h浓相段换热装置产生 0.405MPa的饱和蒸汽（饱和温度143 ）饱和蒸汽焓：isteam2736kJ / k

13、g143143饱和水焓： iH 2O601.2kJ / kg产生的蒸汽量 =6.961063261.90 kg / h2736601.2B 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 =(108.70 2.929+144.58 3.347+47.60 2.939+329.92 1.046+4511.43 1.109+1932.66 2.092+80.16 2.10+98.03 1.724+7.302.172+294.941.213)(470-0)=5.11106 kJ / h离开稀相段的气体带出热为：Q2 =(108.70 2.678+1

14、44.58 3.013+47.60 2.636+329.92 1.004+4511.43 1.088+ 1932.66 2.088+591.97 1.874+80.16 1.933+98.03 1.64+7.30 1.966+ 294.94 1.130)(360-0)=4.38 106kJ / h热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：Q(10.04)(Q1Q2 )(1 0.04)(5.19 1064.38 106 )7.78 105kJ / h稀相段换热装置产生0.405 MPa 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：7.78105G364.25kg / h2736601.23.4空气饱和塔物料衡算

15、和热量衡算(1) 计算依据A入塔空气压力0.263 MPa ，出塔空气压力0.243 MPaB空压机入口空气温度 30，相对温度 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 ，组成如下组分ANACN氰醇ACL水合计% （Wt ）0.0050.0080.00050.000299.986100表 3塔顶喷淋液的组成E塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O242.83kmol/h 即 1370.43kg/hN 2161.12kmol/h 即4511.43kg/hH 2O 55.86kmol/h

16、 即1005.48kg/h(2) 物料衡算A进塔空气量进塔干空气量(42.83 161.12) 204.52mol / h 5898.16 kg / h查得 30，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 5898.16 129.76kg / hB进塔热水量气、液比为 152.4 ，故进塔喷淋液量为：204.5222.4273 1700.1013118.79m3 / h2730.263152.4塔顶喷淋液105的密度为 958kg/m 3 ，因此进塔水的质量流量为：18.7995817999.45 kg / hC出塔湿空气量出塔

17、气体中的O 2 、 N 2 、H 2 O 的量与反应器人口气体相同，因而O242.83kmol/h 即 1370.43kg/hN 2161.12kmol/h 即4511.43kg/hH 2O 55.86kmol/h 即 1005.48kg/hD出塔液量塔内水蒸发量1005.48 129.76875.72kg / h出塔液流量11999.45 875.7217123.73kg / h(3) 热量衡算A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：55.86100%21.50%55.86161.1242.83根据分压定律蒸汽的实际分压为：pH 2OyH 2O p0.2150.243

18、0.05225MPa因饱和度为0.81 ，所以饱和蒸汽分压应为：0.05225/ 0.810.0645MPa64500Pa查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90，因此，须控制出塔气体温度为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工段乙腈解吸塔塔釜， l05 。C 由热衡算求出塔热水温度t热衡算基准： 0气态空气， 0液态水。(a)170 进塔空气带人热量Q1 ，170蒸汽焓值为 2773.3 kJ / kg ，干空气在 0l70 的平均比热容 cp1.004kJ/(kg K)Q1(1370.434511.43)1.004(1700)(129.76 2773.3)1.36106

19、kJ / h(b)出塔湿空气带出热量 Q290蒸汽焓 2660kJ / kg ，空气比热容取c p1.004kJ/(kg K)Q2(1370.434511.43)1.004(900)(1005.48 2660)3.21106 kJ / h(c)105 入塔喷淋液带入热量Q3Q317999.454.184(1050)7.91106 kJ / h(d) 求出塔热水温度 t 出塔热水带出热量用 Q4 表示，则Q417123.734.184t71645.69t热损失按5%，则 Q损0.05(1.361067.91 106 ) 4.64 106 kJ / h热平衡方程 Q1Q3 Q2Q4Q损代人数据，

20、1.361067.911063.2110671645.69t4.64105解得T=78.11因此，出塔热水温度为78.11 3.5氨中和塔物料衡算和热量衡算(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在中和塔内全部氨被硫酸吸收，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( 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表 4 塔底出口液体的组成E进塔气温度 l80 ，出塔气温度76，新鲜硫酸吸收剂温度30F塔顶压力 0.122MPa，塔底压力 0.142MPa。图 2

21、氨中和塔局部流程1氨中和塔；2 循环冷却器(2) 物料衡算A排出的废液量及其组成进塔气中含有47.60kg/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：2NH 3H 2SO4(NH 4 ) 2SO4(NH 4 ) 2SO4 的生成量，即需要连续排出的(NH 4 )2SO4 流量为 :13247.60184.80 kg / h217塔底排出液中, (NH 4)2SO4 的含量为 30.9%（wt ），因此，排放的废液量为：184.80/ 0.309598.06排放的废液中各组分的量：H2O598.06 0.6853 409.85kg/ hAN598.060.0003 0.1794

22、kg/ hACN598.060.0002 0.1196kg/ hHCN598.06 0.00016 0.0957kg/ hH2SO4598.060.005 2.9903kg/ h(NH4 )2 SO4598.060.309 184.80kg/ hB. 需补充的新鲜吸收剂（93%的 HSO）的量为：2498598.060.005 47.60/ 0.93 140.19kg/ h17 2C 出塔气体中各组分的量C3H6108.70kg / hC3H8144.58kg / hO2329.92kg / hN24511.43kg / hAN591.970.12591.85kg / hACN80.160.0

23、880.08kg / hACL7.30kg / hHCN98.030.0697.97kg / hCO2294.94kg / hH 2O1932.66 140.19 0.07 409.85 1532.62kg / h(3) 热衡算A出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为pH2OyH 2O p0.29770.1220.0363MPa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 2O 0.0363/ 0.980.03706MPa30.945g (NH 4 )2SO4/100 gH 2O ，已知硫酸铵上入塔喷淋液的硫酸铵含量为10068.53方的饱和蒸汽压如表。根据入塔喷淋液的硫酸铵

24、含量和PH2O 的值，内插得到出塔气的温度为76B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 70C塔釜排出液温度含 量404550温 度700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109表 5塔釜排出液温度入塔气蒸汽分压pH 2OyH2 Op0.34490.1420.05Mpa，在釜液(NH 4 )2SO4 含量 45g(NH4) 2SO4/100 gH2O 下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.05Mpa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为和温度低 2. 5 即 81。又查硫酸

25、铵的溶解度数据得知，83. 5，设塔釜液温度比饱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 )2SO4/100 gH 2O ，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Q1Q3Q4Q5Q6Q8Q2Q7Q9(a) 入塔气体带入热 Q1入塔气体带入热量Q12.53106 kJ / h(b) 出塔气体带出热 Q2各组分在076的平均比热容的值如下组分C3H6C3H80 2N 2H2 OANHCNACNACLCO 2C p1.7151

26、.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921表 6 各组分在076的平均比热容Q2 =(108.701.715+144.581.966+329.920.9414+4511.431.046+1932.661.883+591.971.374+80.161.406+98.031.393+7.301.343+294.940.921)(76-0)=5.73105 kJ / h(b) 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=1932.66-1532.62=400.04kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ / kgQ34

27、00.042246.68.98105 kJ / h(d) 有机物冷凝放热 Q4AN的冷凝量 0.1794kg / h 其冷凝热为615kJ / kgACNHCNQ4的冷凝量的冷凝量 0.17940.1196kg / h 其冷凝热为728kJ / kg0.0957kg / h ，其冷凝热为878.6kJ / kg6150.11967280.0957878.6281.48kJ / h(e) 氨中和放热 Q5 ；每生成 1mol 硫酸铵放热273.8kJQ5184.80 1000273.83.83105 kJ / h132(f) 硫酸稀释放热 Q6硫酸的稀释热为 749kJ kgQ60.93 140

28、.197499.77104 kJ / h(g) 塔釜排放的废液带出热量Q7塔釜排放的废液中，H 2O 与 (NH 4 )2SO4 的摩尔比为490.85 / 184.80, 查氮肥设计18132手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为3.347kJ / ( kg K ) 。Q7598.06 3.347(80 0)1.6010 5 kJ / h(h) 新鲜吸收剂带入热 Q830 C、93% H 2 SO4 的比热容为 1.603kJ / (kg K ) 。Q8140.191.603(300)6741.74kJ / h(i) 求循环冷却器热负荷 Q9因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程：

29、2.531068.98105281.483.831059.771046741.745.731051.60105Q9解得Q93.18106 kJ / 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，则冷却水量为W3.18 1061.90 105 kg / h 190.2t / h4.184(3632)E 求循环液量m循环液流量受入塔喷淋液温度的限制。70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 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t 。对新鲜暖收剂与循环液汇

30、合处( 附图中 A 点 ) 列热平衡方程得：m 3.368t 9267(m 192.7) 3.364 70(1)对循环冷却器列热平衡得：m 3.347 81m3.368tQ9 3.18 106(2)联解式 (1) 和 (2) 得m90272kg / ht70.04 C3.6换热器物料衡算和热量衡算(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 115.5kPa 。(2) 物料衡算出口气体温度 40， 40饱和蒸汽压力为pH 2O 55.32mmHg7.375kPa设出口气体中含有X kmol/h的蒸汽，根据分压定律有:x115.57.375286.0

31、4 85.15x解得x13.70kmol / h246.56 kg / h蒸汽的冷凝量为1532.62 246.56 1286.06kg / h因此得到换热器气体方( 壳方 ) 的物料平衡如下组C3H6C3H8H 2OO 2N2ANACNHCNACLCO 2合计分流2.593.2985.1510.31161.1211.171.9533.630.1306.70286.04量表 7换热器气体方 ( 壳方 ) 的物料平衡(3) 热衡算A换热器入口气体带入热Q1 ( 等于氨中和塔出口气体带出热)Q15.73105 kJ / hB蒸汽冷凝放出热Q2 ：40水汽化热为2401.lkJkgQ21286.06

32、2401.14.05106 kJ / hC冷凝液带出热Q3Q31286.064.184(400)2.15105 kJ / hD出口气体带出热Q4 ；出口气体各组分在0 40 的平均摩尔热容为组分C3H6C3H8O2N 2H2 OANACNHCNACLCO 2C p61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66表 8出口气体各组分在040的平均摩尔热容Q4(2.5961.923.2972.3810.3129.46161.1229.2913.7036.7511.1763.351.95352.093.6362.760.1365.616.7038.

33、66)(400)2.89 105 kJ / hE 热衡算求换热器热负荷Q5平衡方程： Q1Q2Q3Q4 Q5代入数据求得：Q54.12106 kJ / h3 7 水吸收塔物料衡算和热量衡算(1) 计算依据（见图4）图 4水吸收塔的局部流程A入塔气流量和组成与换热器出口相同。B入塔器温度 40，压力 112Kpa。出塔气温度 10，压力 101Kpa 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进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同B出塔气的组成和量出塔干气含有C3H 6 2.59kmol / h(108.70kg / h) 、C3 H 8

34、3.29kmol / h(144.58kg / h) 、O2 10.31kmol / h(329.92kg / h) 、 N 2161.12 kmol / h(4511.43 kg / h) 、CO26.70kmol / h(294.94 kg / h)10水的饱和蒸汽压pH 2O1228Pa, ，总压为 101325Pa出塔器中干气总量 =2.59+3.29+10.31+161.12+6.70=184.01kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：122840.80kg / h101325184.01 2.26kmol / h1228出塔气总量为：108.70144.58

35、329.92 4511.43294.94 5389.57kg / hC塔顶加入的吸收水量（ a）出塔 AN溶液总量出塔 AN溶液中， AN为 1.8%（ wt）， AN的量为因此，出塔AN溶液总量为591.97/0.018=42155.6kg/h591.97kg/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32887.25389.576082.36 1286.0630908.35kg / hD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

36、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 =塔顶加入水 +进塔气液混合物中的水 -出塔气带出的水 =39459.96+1014.55-26.90=40447.61kg/hE水吸收塔平衡如下：组C3H6C3H8H 2OO 2N 2ANACNHCNACLCO 2合计分流2.593.2912.2310.31161.1211.171.9553.630.1306.70211.90量表 9 水吸收塔的物料平衡F. 检验前面关于 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

37、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plEl xl或 piEi xi塔底排出液的温度为 15( 见后面的热衡算 )查得 l5时 ACN、 HCN、 ACl和 AN的亨利系数 E 值为ACNE4atm405.3kPaHCNE18atm1824kPaACLE3333mHg 444.4kPaANE8atm810kPa(a)AN塔底pAN0.052112 5.82kPa*pAN5.817xANEAN0.00718810从以上计算可看出，xAN0.006203xAN ，可见溶液未达饱和。(b) 丙烯醛 ACLpACL0.0006061120.068kPa*pACL0.068x

38、ACL0.0001527塔底 ACL 。含量 xACL0.0000723x*ACL ，溶液未达饱和。(c) 乙腈 ACNpACN0.0091121.016kPax*ACNpACN1.0160.0025EACN405.3塔底 ACN 含量 xACN0.00108x*ACN ，溶液未达饱和。(d) 氢氰酸 HCNpHCN0.0171121.892kPax*HCNpHCN1.8920.0010EHCN1824塔底 HCN 含量 xHCN0.00202xHCN*从计算结果可知，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，仍可使塔顶出口气体中 HCN的含量达到要求。(3) 热量衡算A

39、入塔气带入热 Q1 。各组分在040的平均摩尔热容如下组分C3H6C3H8O2N 2H2 OANACNHCNACLCO 2C p61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66表 10各组分在 040的平均摩尔热容Q1(2.5961.923.2972.3810.3129.46161.1229.2912.2336.7511.1763.351.95552.093.6362.760.1365.616.7038.66)(400)2.87105 kJ / hB入塔凝水带人热Q2 ：Q21286.064.184(400)2.15105 kJ / hC出塔

40、气带出热Q3 。Q3(2.59 61.92 3.29 72.38 10.31 29.46 161.12 29.29 2.01 36.75 6.70 38.66)( 5.69 104 kJ / hD吸收水带入热Q4Q4 30408.354.184(50)6.36105 kJ / hE出塔 AN 溶液带出热 Q5AN 溶液中各组分的液体摩尔热容如下组分H2 OANACNHCNACLC p75.3121.1107.371.55123.8表 11AN 溶液中各组分的液体摩尔热容Q5(1986.4675.311.17121.11.953107.32.6371.550130123.8)t151346.9t

41、F.水冷凝放热 Q6水冷凝量220.1440.804.05 kg / h水的冷凝热为2256kJ/kg 故 Q6141.0122563.18 105 kJ / hG AN 、ACN 、ACL 、HCN 等气体的溶解放热Q7溶解热 =冷凝放热 +液 - 液互溶放热 =冷凝热AN 、ACN 、ACL 、HCN 的冷凝热数据如下组分ANACNACLHCNC p610.9765.7493.7937.2表 12 AN 、 CAN、 ACL、HCN的冷凝热数据Q7592.01 610.9 52.89 765.7 4.816 493.7 64.8 937.2 4.65 105 kJ / hH热衡算求出塔液温

42、度t热平衡方程Q1Q2Q4Q6Q7Q3Q5：代人数据得：2.01 1051.47 1058.26 1053.18 1054.65 1053.81 10490712.7t解得t 21.15 C3.8空气水饱和塔釜液槽(1) 计算依据进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图3.5 所示。图中，空气饱和塔液体进、出口流量和出口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，见本文相关部分计算；排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的 l5%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。(2) 物料衡算进料：B. 空气饱和塔塔底液入槽量 =17

43、123.73-7365=9758.73kg/hC. 入槽软水量 x kg/h出料；A. 去水吸收塔液体量 30908.35kg/hB. 去萃取解吸塔液体量 l5000kg/h作釜液槽的总质量平衡得31100.559758.73x30908.35 15000解得x5049.07 kg / h图 5 饱和塔釜液槽的物料关系(3) 热量衡算A入槽乙腈解吸塔釜液带入热Q1 。Q131100.554.184(1050)1.70107 kJ / hB. 入槽软水带入热Q2 。Q25049.074.184(300)8.65105 kJ / hC空气饱和塔塔底液带入热Q3 ，Q39758.734.184(78

44、.100)2.82106 kJ / hD去吸收塔液体带出热Q4Q430908.354.184( t0)127228.34tkJ / hE去萃取解吸塔液体带出热Q5Q5150004.184( t0)62760 tkJ / hF热衡算求槽出口液体温度t热损失按5考虑，热平衡方程为0.95（ Q1Q2 +Q3） =Q4Q5代人数据： 0.95(1.70 1078.65 1052.82 106 ) (127228.54 62760)t解得 t=80.12 3.9丙烯蒸发器热量衡算(1) 计算依据蒸发压力 0.405MPa；加热剂用 O的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度 - 2 ; 丙烯蒸发量 l002.3k

45、g/h 。(2) 有关数据A. 0.405MPa 下丙烯的沸点为 - l3 ，汽化热 410kJ kz B. 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 Q1Q17824103.21 105 kJ / hB. 丙烷蒸发吸收的热 Q2 。Q2144.58376.65.44104 kJ / hC. 丙烯蒸发器的热负荷 Q冷损失按l0 考虑Q 1.1(3.211055.44 10 4 ) 4.13105 kJ / hD 冷冻盐水用量平均温度 (- 1) 下，冷冻盐水比热容为3.47kJ ( kg K )冷冻盐水用量为4.1310559501.44kg / hW( 2)3.4703.10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 l.464kJ/(kg K ) ，丙烷气比热容 1.715kJ/(kg K )