年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计

1、年产一万吨丙烯睛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83. 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虽:衡算133. 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丙烯过热器热虽:衡算193. 3. 10氨蒸发器热量衡

2、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34411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

3、览表37六、原料消耗综合表39七、能量消耗综合表40八、排岀物综合表41九、主要管道流速表 41十、环境保护和安全措施4410.1丙烯腊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 451、概论及设计任务概论丙烯腊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 烯腊是无色液体，味甜，微臭，沸点77.34CO丙烯腊有毒，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。 丙烯腊分子中含有CC双键和鼠基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、眾基和軌乙基等反应

4、，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睹的研究也取得长足进展，现已处于中试阶段。这一方而是由于 价格的因素，丙烷的价格比丙烯低得多，另一方而也为惰性的丙烷开拓了新的应用领域。但就目前 的技术水平来看，固左资产投资大，转化率低，选择性不高，目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丙烯購 概念设计，丙烷为原料生产丙烯腊的成本只是丙烯的64%。研究开发的催化剂主要有V-Sb-Al-0. V-Sb-W-Al-0. Ga-Sb-Al-0 V-Bi-Mo-0 等。丙烯腊是重要的有机原料，主要

5、用于橡胶合成(如丁膳橡胶)、塑料合成(如ABS, AS树脂、聚 丙烯酰胺等)、有机合成、制造腊纶、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 丙烯腊合成工段生产方法 以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腊。生产能力 年生产天数300天，产量10000t/a丙烯睹。原料组成液态丙烯原料含丙烯85% (mol)：液态氨原料含氨100%。 工段产品为丙烯膳水溶液，含丙烯膳约1.8% (wt) o2、生产方案2.1工艺技术方案及原理20世纪60年代以前，丙烯精的生产采用环氧乙烷、乙醛、乙烘等为原料和HCN反应制得， 但HCN有剧毒，生产成本高。1960年美国Stand

6、ard石油公司(Sohio)(现BP公司)开发成功丙烯氨 氧化一步合成丙烯腊新工艺，又称Sohio法。由于丙烯价廉易得，又不需剧毒的HCN,从此丙烯備 的生产发生了根本的变化。迄今为止，丙烯腊的工业生产都以此方法进行。丙烯氨氧化制丙烯腊主要有五种工艺路线，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、 Montedison U0P和0. 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 生成丙烯腊，其中Sohio法和Montedison-UOP法采用流化床反应器，其他方法采用固左床反应器。 相比较而言，Sohio法有一定的先进性，Snam法和Distil

7、lers-1gine法丙烯的消耗左额比较髙，而 固左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，而且固左床反应温度难 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。本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腊(AN)生产过程的主反应为C3Hs+W3/20= CH:=CHCN+3H:0该反应的反应热为mf586. 5kJ/mol AN主要的副反应和相应的反应热数据如下：(1) 生成氢化氛(HCN)CH + 3NIL +30： 3HCN + 6H：0(-Hr) =,8=315. IkJ/mol HCN（2）生

8、成丙烯醛（ACL）C3H6 + 0： CH：二 CH-CHO + H：0和二353. lkj/mol ACN（3）生成乙腊（ACN）GHe + 3/2NHs + 3/20 3/2CILCN + 3H=0（H）：93=362. 3kJ/mol ACN生成CO：和H：0C3H6 + 9/20： 3C0： + 3H=0（-Hr）汰二641kJ/mol C0:2. 2主要设备方案2. 2.1催化设备众所周知，在丙烯腊生产中，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.0本化学公司的NS-733D以及我国的MB-93.MB-96 等。这

9、些催化剂的应用都可为丙烯腊的生产带来显著的经济效益。从催化剂的国产化方而考虑，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。对连锁较多的装程还采用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

10、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，以及电气控制站及英马达 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。合成丙烯腊生产过程中，为了达到最佳的合成效果，H：/N：必须进行严格控制，由于工艺过程对 配比F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岀氢氮比，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1）建筑结构设计符合技术先进、经济合理、安全适用2）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

11、开式，半敞开式。3）尽量采用普及或放式通难度不大的建筑物配件。4）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：230X2液気上帳 和加热刑加黑列h!展心心热呻in密|炉70 中和塔菜15茗丽腹塔釜液|锻和塔生液流程简介如下：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 左温度进入混合器。混合气岀口的髙温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230C左右进入氨 中和塔，在7080C下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底

12、的含硫酸彼的酸液经 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 酸钱的废液。中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用510C的水吸收丙烯腊和其他副 产物.水吸收塔塔底得到含丙烯睛约18%的丙烯腊水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温 度升髙后去精制工段。3.2.小时生产能力按年工作日300天，丙烯腊损失率3.1%.设计裕量6%计算,丙烯睹小时产量为=1517.86 如力10000xl000xl.06xl.031300x243. 3物料衡算和热衡算3. 3.1反应器的物料衡算和热量衡算（D计算依据a. 丙烯赭产量 1517. 86kg/h,即

13、28. 63kmol/h b原料组成（摩尔分数） 含C* 85%,C3H5 15% c进反应器的原料配比（摩尔分数）为C3H6 : NH3 : 0. : K0=l:l.05:23:3d.反应后徐产痂的单程收率如表物质丙烯睛（AN）帝化氢（HCN）乙腊(ACN)丙烯醛（ACL）co2摩尔收率0.60. 0650. 070. 0070. 12e. 操作压力进口 0203MPa,出口 0. 162MPaf. 反应器进口气体温度110C,反应温度470C,岀口气体温度360C g化学参数如表主要物质CsHsCsH5NHs丙烯睛乙腊丙烯醛摩尔质疑 kg/kmol424417534156（2）物料衡算a.

14、反应器进口原料气中各组分的流量C3Hg 28. 63/0. 6=47. 72 kmol/h=2004. 2 kg/hC3Hs (47. 72/0. 85) X0. 15= 8. 42 kmol/h =370. 5 kg/hNHs 47. 72X1.05=50.11 kmol/h 二 851.87 kg/h0：47. 72X2. 3=109. 76 kmol/h二3512. 32 kg/hHcO 47. 72X3=143. 16 kmol/h二2576. 88 kg/hN2 (109. 76/0.21) X0. 79=412.9 kmol/h二 11561. 4 kg/hb. 反应器出口混合气中

15、各组分的流量丙烯睹(AN)28. 63 kmol/h=1517. 86 kg/h乙丿措(ACN)3/2 X47. 72X0. 07=5.01 kmol/h=205. 4 kg/h丙烯醛(ACL) 47. 72 X 0. 007=0. 33 kmol/h=18. 48 kg/hCO：3X47. 72X0. 12=17. 18 kmol/h二755. 9 kg/hHCN3X47. 72X0. 065=9. 31 kmol/h二251. 2 kg/hCsHs8. 42 kmol/h =370. 5 kg/hN2 412. 9 kmol/h=11561. 4 kg/h0：109. 76- (3/2)

16、X28. 63-9.31-0. 33-5. 01-9/ (3X2) X17. 18 =26. 40kmol/h=844. 8 kg/hCsHe 47. 72-(1/3) X9. 31-0. 33-(2/3) X5. 01-28. 63-(1/3) X17. 18=6. 59 kmol/h =276. 7kg/hNHs 50. 11-28. 63-5. 01-9. 31=7. 16 kmol/h=121. 7 kg/hH:0 143. 16+3X28. 63+2X5. 01+2X9. 31+17. 18+0. 33 =275. 2 kmol/h=4953. 6 kg/hc. 反应器物料平衡表流址

17、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)CH47. 722004. 26. 1819.66. 59276.70. 8271.325CH8.42370.51.0911.7758.42370.51. 061.775nh350. 11851.876. 494.087. 16121.70.8980. 5830：109.763512.3214. 221& 8226. 40844. 83.3124. 046n2412.911561.454.3855. 38412.911561.457.8255.4H：0143. 162576.88

18、18. 5412. 34275.24953. 634. 4923.71AN000028 631517.863. 5947. 271ACN00005.01205.40. 62890.9843HCN00009.31251.21. 1681.231ACL00000. 3318. 480. 0420. 0896CO：000017. 18755.92.5163.622合计772. 0720917100100797. 1320877100100（3）热量衡算各物质的平均左压比热容如下浓相段热衡算求浓相段换热装宜的热负荷及产生蒸汽量物质GHiCiHsNHi0：N：H：0ANHCNACNACLC6cP/kJ/

19、(kg-Kollo-c1.8412. 052.3010.9411. 0461.8830360C2. 6783.0132.6361. 0041.0882.0081.8741. 6101.9331.9661. 1300、470C2. 9293. 3472.9391. 0161. 1092.0922. 0291.7242. 102. 1721.213假设如下热力学途径:110 c,反应器入口混合气AH470 C,浓相段出口混合气AH：，AH：H,25 C,反应器入口混合气25 C,浓相段出口混合气各物质25tC平均比热容用0tC的平均比热容代替，误差不大，因此, 、H = (2004.2 x 1.8

20、41 + 370.5 x 2.05 + 85 1.87 x 2.301 + 3512.32 x 0.941 + 1 1561.4x1.046+ 2576.88x1.883)(25-110) = -2.266x 10%J/AAH2 =-(28.63x512.5 + 5.01x362.3 + 9.31x315.1 + 0.33x353.1 + 17.18 x641)xI03. 2废热锅炉的热量衡算(1) 计算依据 a. 入口气体和岀口气体的组成与反应器出口气体相同 b. 入口气体温度360C,压力0. 162Mpa =-3O55xlOd. 锅炉水侧产生0. 405Mpa的饱和蒸汽(2) 热衡算以0

21、C气体为衡算基准R/比=(276.7 x 2.929 + 370.5 x 3.347 + 121.7 x 2.929 + 844.8 x 1.046+ 1 1561.4x 1 109 + 4953.6x 2.092 + 15 17.86x 2.0294-205.4x2.10+ 251.2x1.724+1848x 2.172 + 755.9x1.213)(470 - 25)= 1.396xlO7/lJ/7AH=AHl+= -2.266 x 10c. 岀口气体温度180C,压力0. 152MPa -3.055 xlO7+ 1.396 xlO7 =-1.886 x 107 kJ th若热损失取AH的

22、5%则需由浓相段换热装置取出的热量(即换热装宜的热负荷)为：Q二(1一0 05) X 1. 886 X 107=1. 792 X 10:kJ/h浓相段换热装置产生0. 405Mpa的饱和蒸汽(饱和温度143C ),143C饱和蒸汽熔 iea3=2736kj/kg143C饱和水焰 1=601. 2kJ/kg产生的蒸汽量二空1() =83942736 - 601.2“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oc气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为Qa = (276.7 X 2.929 + 370.5 x 3.347 + 121.7 x 2.939 + 844.8 x 1.0461

23、 1561.4x1.109 + 4953.6x 2.092 + 205.4x 2.1 O+25 1.2x 1.7244- 18.48x2. 172 4-755.9 x 1.213)(470-0) = 1.334x 1 O7 A: J /i 离开稀相段的气体带出的热为02 =(276.7x2.678+370.5x3.013+121.7x2.636+844.8x1.004+11561.4x1.088+4953.6x2.008 + 1517.86x1.874+205.4x1.933+251.2x1.640+18.48x1.966+755.9x130)(360-0)= 1.083xl07V/i若热损失

24、为4%则稀相段换热装置的热负荷为0 = (1-004)(-0)= (1-0.04)(1.334x107-1.083x 107)= 2.410xl0f稀相段换热装置产生0. 405Mpa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为2410x106 =1128.9/A2736 - 601.2物质CHCsHaNHjaNsH：0ANHCNACNACLCO：cP/U/(kg-K)2. 072. 342.400. 961. 051.921.551.481.601.581.001362452L0764各物质在0180C的平均比热容为a.入口气体带入热(等于反应器稀相段气体带出热bQ =1.083x10叹丿/C.出口气体带岀热

25、Q2 = (276.7 X 2.071 + 370.5 x 2.343 +121.7 x 2.406 + 844.8 x 0.962+ 11561.4x1.154 + 4953.6x1.925+1517.86x1.552 + 205.4x1.607+ 251.2x1.485 +18.48 x 1.586+755.9 x 1.004)(180-0)= 5269xdd. 热衡算求需要取出的热量Q按热损失10%计，需取岀的热量为Q = 09(Q 0) = 0.9(1.083 x 107 一 5.269 x 106) = 5.005 x lObkJ/he. 产生蒸汽量产生0. 405Mpa饱和蒸汽的量

26、为= 2344 kJ 厂 5.005 xlO6G =2736 - 601.23. 3. 3空气饱和塔物料衡算和热量衡算(1) 计算依据a. 入塔空气压力0. 263Mpa,岀塔空气压力0. 243 Mpab. 空压机入口空气温度30C,相对湿度80弔，空压机出口气体温度170Cc. 饱和塔气、液比为152.4 (体积比)，饱和度0.81d塔顶喷淋液为乙睹解吸塔釜液，温度105C,组成如下：物质ANACN氛醇ACLHcO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0=109. 76kmol/h 即 3512

27、. 32kg/hN= 412. 9kmol/h 即 11561. 4kg/hH：0143. 16kmol/h 即 2576. 88kg/h(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30C,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 022X15073=331. 6kg/hb. 进塔热水量液比为152.4,故进塔喷淋液量为(109.76+412.9)x22.4x273+170 0.1013x2730.263152.4= 49.59*/】塔顶喷淋液(1051)的

28、密度为958kg/m W此进塔水的质量流量为49. 59X958=47507kg/hC.出塔湿空气量出塔气体中的a、际iw的量与反应器入口气体相同,因此0：109. 76kmol/h 即 3512. 32kg/hN2 412. 9kmol/h 即 11561. 4kg/hH：0143. 16kmol/h 即 2576. 88kg/hd. 出塔液量塔内水蒸发M=2576. 88331. 6=2245. 28kg/h塔液流=475072245. 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/hke/h% (mol)%(wt)kaol/hkg/h%

29、(mol)%(t)kg/h%(wt)ks/h%(wt)0：109.763512. 3220. 422. SS109. 763512. 3216. IS19. 900000N：412.911561.476. 7575. 32112.911561.462.0165. 500000H：0IS. 42331. 6S. 851.8113. 162576. SS21.5111. 604750099. 9S64525499. 9S5AN000000002.3750. 0052.3750. 00525ACN000000003. SOO0. OOS3. SOO0. 00S1000000000.23S0.0005

30、0.23S0. 00053ACL000000000.0950. 00020.0950. 00021合计511.0815105. 32100100665. S217650.481001004750710015261100(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, 根据分压泄律.蒸汽的实际分压为Pg = yHyOP = 0.215 x 0.243 = 0.05655 MPa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90C,因此，必须控

31、制出塔气体温度在90C,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腊解吸塔塔釜，105CC由热衡算求出热水温度t热衡算基准：0C气态空气，0C液态水(a) 170sC进塔空气带入热量Qi170C蒸汽焰值为2773. 3kJ/kg,干空气在0、170C的平均比热容占=l004/(kgK)Q =(3512.32 + 11561 .4)x1.004(170-0) + 331.6x2773.3 = 3.492 xlO6J/(b) 出塔湿空气量带出热量Q：90C蒸汽焰2660kJ/kg,空气比热容取1. 044kJ/(kgK)Q2 = (3512.32 +11561 .4)x 1.0

32、04(90 -0) + 2576.88 x2660 = &217 x 06kJ/h(c) 105C入塔喷淋液带入热量Q,Q =47507 x 4.184(105-0) = 2.087 xlO7U/(d) 求出塔热水温度t出塔热水带岀的热量用a表示，则& =45261 .7x4184/= 189375 t按热损失 5%计，则 Q = 0.05(3.492 xlO6+1.983xl07) = 1.170xQ6kJ/h热平衡方程Q：+Q,=Q：+Q：+Q代入数据：3.492x106+2.087x107 =8.217xl06+189375f+ 1.170xl06解得t 二 79C3. 3. 4氨中和塔

33、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. 在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸讓c. 新鲜硫酸吸收剂的含量为93% (wt)d塔底岀口液体的组成如下：组分HcOANACNHCNHrSOi(NHOzSO；合计% (wt)68. 530. 030. 020.0160.530. 90100e进塔温度180C,岀塔温度76ftC,新鲜硫酸吸收剂温度30Cf塔顶压力0.122M P a，塔底压力0. 142M P a(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钱，氨和硫酸反应的方程式如下:2NH3+H2SO4

34、 (MH4)2SO4硫酸钱的生成咼，即需要连续排出的(NH4)2SO4的流量为121.7x1322x17= 472.5/?塔底排出液中，(NHSOq的含量为30.9% (wt),因此, 排放的废液量为472. 5/0. 309=1529. lkg/h排放的废液中，各组分的量：H：01529. 1X 0. 6853=1047. 9kg/hAN1529.1X0. 0003=0. 459kg/hACN1529.1X0. 0002=0. 3058kg/hHCN1529.1X0. 00016=0. 2447kg/hHzSOi1529. 1X0. 005=7. 647kg/h(NH) ：S0；1529.

35、1X 0. 309=472. 7kg/ha. 需补充的新鲜吸收剂(93%硫酸)的量为:(1529.1x0.005+121.7x9817x2)/0.93 = 385.5灯c 出塔气体中各组分的量C3Hg276.7kg/hCH370.5kg/h0：844.8kg/hN：11561.4kg/hAN1517. 86-0. 459=1517. 401kg,/hACN205.4-0.3058=205.09kg/hACL18.48kg/hHCN251.2-0.2447=250.96kg/hCO：755.9kg/hH：0出塔气中的水二入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排岀的水=4953. 6+385.

36、5X0. 07-1047. 9=3932. 685kg/ha. 氨中和塔循环系统物料平衡表逆St和组组汎入塔气新鲜吸收液排放废液出塔气Kmol/hKg/h% (mol)%(wt)Kg/h%(vt)Ks/h%(wt)Kmol/hKg/h% (mol)%(wt)CsHe6. 59276. 70. S261.32500006.59276. 70. S9S1. 102CHS. 12370.51.061. 7740000S. 12370.51. 1481.S77NHs7. 16121. 70. S930. 532000000000：26. 10844. 83. 3114. 01S000026. 1084

37、4. S3.601. 2S2N：412.911561.451.855. 380000412.911561.456.3138. 5SH：0275.21953. 634. 5223.7226. 9S51017. 96S. 5321S. 53932. 6S529. SO19. 93AN2S.631517. S63. 5917.271000. 4590.0328. 631517. S63. 9017.692ACN5. 01205.40. 62840. 9310000. 3O5S0. 025.00205. 090. 681.04HCN9. 31251. 21. 1671.203000.24470.016

38、9.29250. 961.2691.273ACL0. 3313. 480.0120. 0S9 I00000. 3318.480. 0150. 0916CO：17. IS755.92.1553. 621000017. IS755.92. 3423. S3H2SO4000035S.515937. 6170.50000(Nbh)SO4000000172. 730.90000合计797. 120S771001003S5. 51001529. 1100733. IS19733100100(3) 热衡算a. 岀塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为Pn：o=yjcoPO. 2980 X 0. 1220. 03

39、63MPa设饱和度为0. 98,则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：POh：f0. 03636/0. 98=0. 0371MPa入塔喷淋液的硫酸披含量为100X30.9/68.53=45g(NHj：S(V100g比0,已知硫酸彼溶液上 方的饱和蒸汽压如表10. 1所示。根据入塔喷淋液的硫酸披含量和PH2O的值，内插得到出塔气的温度为76C。b. 入塔喷淋液的温度入塔喷淋液温度比气体岀口温度低6C,故为705C.塔釜排出液温度表10硫酸钱溶液上方的饱和蒸汽压/MPa温度/C(NH；)=SO;含B/lgcro404550700. 027960. 027560. 02716800. 042520.

40、04190. 04129900. 06290. 061990. 06109入塔气蒸气分压二03452 X 0. 142=0.049MPa,在釜液(NH)SOi 含 S 45g(NH1)：S01/100gH：0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. 5C,设塔 釜液温度比饱和温度低2. 5C,即8KCo又，查硫酸彼的溶解度数据得知，8oc时，每 100g水能溶解95.3g硫酸讓，而釜液的硫酸彼含量 为45g(NH.):S01/100gH:0,所以釜液温度控制81C。不 会有硫酸镀结晶析出。d.热衡算求循环冷却器

41、的热负荷和冷却水用量 Qi +Qs+ Q：+ Qs+ Qs+ QfQ汁Q：-Q9(R入塔气体带岀热Qi入塔气体带入热量与废热 锅炉出口气体带岀热量相同。Q：=5. 269X1011/11(b) 出塔气体带出热Q：各组分在076C的平均比热容的值如下:物质CiHeCH0:N：吐0AXHCNACNACLCO:Ep/ kJ/ (kg k)1.7151. 9660.91141. 0161.S831. 3471. 3931.4061. 3130.92102 = (276.7 xl.715 + 370.5 x 1.966 + 844.8 x 0.9414+11561.4x1.046+ 3932.685 x

42、 1.883+1517.86x 1.347 + 205.1 x 1.393+25096x 1.406+ 1&48x1.343 + 755.9x0.921)x(76-0) = 1.892xlO%J/?(c) 蒸汽在塔内冷凝放热Q：蒸汽在塔内的冷凝疑二进塔气体带入蒸汽-岀口气带岀蒸汽=4953. 6-3932. 685=1020. 9kg/h蒸汽的冷凝热为2246. 6 kJ/ kg&=1020. 9X2246. 6=2. 294X 106kJ/h(d) 有机物冷凝放热Q.AN的冷凝量 0. 0. 459 kg/h,其冷凝热为615 kJ/ kgACN的冷凝量0. 3058 kg/h, K冷凝热为728 kJ/ kgHCN的冷凝量0. 2447 kg/h,其冷凝热为878.6 kJ/ kg所以= 0.459 x 615 + 0.3058 x 728 + 0.2447 x 878.6 = 719.9kJ/h(e) 氨气和放热Qs每生成lmol硫酸彼放热273.8kJ= 4/2/x1()()0x273.8 = 9.801XkJ/h3132(f) 硫酸稀释放热Qe硫酸的稀释热为749 kJ/ kg ItSO,Qf358 515X749=2. 685X KPkJ/h(g) 塔釜排放的废液带出