年产9.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计

1、年广9.5万吨丙烯睛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 要素评审内涵夕 值评分签名栏格式 规范格式是否规 范10评阅教 师签名设计内容 完整内容是否完 整10说明，50%工艺物料包算10计算止确、热量衡算10完整和规 范设备设计和 选型10设计图纸，40%图纸规范标注方案流程图10评阅教 师签名工艺程彳物料流冬10清晰带控 工二流程制点的冬20平时上课上课出勤考5指导教成绩，10%出书图制怖'出勤考5师签名出勤合计核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9.5万吨

2、丙烯睛合成工段工艺设计设 计 技 术 参 数1 .生产能力：95000 吨/年2 .原料：丙烯85%丙烷15% （摩尔分率）；液氨100%3 .产品：1.8% （wt）丙烯睛水溶液4 .生产方法：丙烯氨氧化法5 .丙烯睛损失率：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（

3、 CAD或手绘，A3图纸）；5 .编写设计说明书工 作 量1 .设计计算：1.5周2 .工2流程图与设计说明书：1周3 .答其0.5周工作计 划W：物料衡算、热量衡算及主要设备的工艺设计计算第二周：回图，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 年目录第一部分概述 8第二部分生产方案选择8第三部分生产流程设计9第四部分物料衡算与热量衡算1.24.1 小时生产能力1.24.2 反应器的物料衡算和热量衡算1.24.2.1 计算依据1.24.

4、2.2 物料衡算1.24.2.3 热量衡算1.44.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算1.54.3.1 计算依据1.64.3.2 物料衡算1.64.3.3 热量衡算1.74.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算1.84.4.1 计算依据1.84.4.2 物料衡算1.94.4.3 热量衡算2.04.5 换热器物料衡算和热量衡算2.44.5.1 计算依据2.44.5.2 物料衡算2.44.5.3 热量衡算2.44.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算2.54.6.1 计算依据2.54.6.2 物料衡算2.64.6.3 热量衡算2.84.7 空气水饱和塔釜液槽2.94.7.1 计算依据2.94.7.2 物料衡算2

5、.94.7.3 热量衡算3.14.8 丙烯蒸发器热量衡算3.24.8.1 计算依据3.24.8.2 有关数据3.24.8.3 热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量3.24.9 丙烯过热器热量衡算3.24.9.1 计算依据3.24.9.2 热衡算 3.24.10 氨蒸发器热量衡算3.34.10.1 计算依据3.34.10.2 有关数据3.34.10.3 热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量3.34.11 氨气过热器3.34.11.1 计算依据3.34.11.2 热量衡算3.34.12 混合器 3.44.12.1 计算依据3.44.12.2 热衡算 3.44.13 空气加热器的热量衡算3.5

6、4.13.1 计算依据3.54.13.2 热衡算 3.5第五部分主要设备工艺计算3.55.1 反应器 3.55.1.1 计算依据3.55.1.2 浓相段直径3.6.5.1.3 浓相段高度3.6.5.1.4 扩大段（此处即稀相段）直径3.6.5.1.5 扩大段高度3.7.5.1.6 浓相段冷却装置的换热面积3.7.5.1.7 稀相段冷却装置的换热面积3.7.5.2 空气饱和塔3.7.5.2.1 计算依据3.7.75.2.2 塔径的确定.3.8.3.9.5.2.3 填料高度5.3 水吸收塔3.95.3.1 计算依据3.95.3.2 塔径的确定4.05.3.3 填料高度4.15.4 丙烯蒸发器4.2

7、5.4.1 计算依据4.25.4.2 丙烯蒸发器换热面积4.25.5 循环冷却器4.4.5.5.1 计算依据4.4.5.5.2 计算换热面积4.4.5.6 氨蒸发器4.65.6.1 计算依据4.65.6.2 计算换热面积4.65.7 氨气过热器4.7.5.7.1 计算依据4.7.5.7.2 计算换热面积4.7.5.8 丙烯过热器4.75.8.1 计算依据4.75.8.2 计算换热面积4.85.9 空气加热器4.85.9.1 计算依据4.85.9.2 计算换热面积4.85.10 循环液泵4.95.11 空气压缩机5.05.12 中和液贮槽5.0第六部分设计心得5.0参考文献5.1第七部分附录 5

8、.29年产9.5万吨丙烯睛合成工段工艺设计摘要：设计丙烯月青的生产工艺流程，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 烯月青 的工艺设计任务。第一部分概述丙烯月青，别名，鼠基乙烯；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、氧化剂有燃烧爆炸的危险，具蒸汽与空气 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 C，闪点-5C ,自燃点为481c 。丙烯月青是石油化学工业的重要产品， 用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维月青纶卜丙烯月青-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS苯乙 烯

9、塑料和丙烯酰胺(丙烯月青水解产物)。另外，丙烯月青醇解可制得丙烯酸酯等。丙 烯月青在引发剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物 聚丙烯月青。聚 丙烯月青制成的月青纶质地柔软，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。丙烯月青与丁二烯共聚生产的丁月青橡胶 具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，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月青产物。(3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氟酸和

10、乙月青，都可以回收利用.而且 丙烯月青成品纯度较高。(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快与氢氟酸合成法，环氧乙烷与氢氟酸合成法等比 较，可以减少原料的配套设备(如乙快发生装置和氟化氢合成装茸)的建设投资第二部分生产方案选择对于此次丙烯月青的合成我选用的是丙烯氨氧化法，它的氧化原理如下：丙烯氨氧化法制丙烯月青(AN)生产过程的主反应为3C3 H 6 NH3 -O2 CH2 CHCN 3H 2O2该反应的反应热为Hr 298 512.5kJ/mol AN主要的副反应和相应的反应热数据如下：(1)生成氟化氢(HC

11、N)C3 H 6 3NH3 3O2 3HCN 6H 2O(VH r)298315.1 kJ. mol HCN(2)生成丙烯醛(ACL.)C3 H 6 O2CH2 CH CHO H2OHr 298353.1kJ/mol ACLI 298(3)生成乙月青(ACN)333C3H6 NH3 -O2 -CH3CN 3H2O 222Hr 298362.3kJ / molACN(4)生成CO2和H2O _9-八C3 H 6 -O23CO2 3H2O2H r 298 641kJ/mol CO2上列副反应中 在成乙月青和氢氟酸的反应是主要的。 CO2、CO和H2O可以由 丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯月青、乙月

12、青等再次氧化得到。除上述副反应外 ，还 有生成微量丙酮、丙月青、丙烯酸和乙酸等副反应。第三部分生产流程设计液态丙烯和液态氨分别经内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，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 230c左右进人氨中和塔，在7080c下用硫酸 吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸俊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

13、釜排放一部分含硫酸钱的废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用 510 C的水吸收丙烯月青和其他副产物.水吸收塔塔底得到古丙烯月青约1.8%的丙烯月青水溶液，经换热器与加熟:剖70液悬诸液态丙解皤谑空气力啜;丙爆过独两烯蒸发器冷却耨< I软降软水 耒白乙睛解取塔里奇4N溶液去精制会尾气饱和塔釜液槽睛酶曲一冷却嚣冷却寡施液排放 <1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图第四部分物料衡算与热量衡算4.1 小时生产能力按年工作日300天，丙烯月青损失率3%设计裕量6%+算，年产量9.5万吨/年，则每天每小时产量为:14405.69kg/h95000 1000 1.06 1.033

14、00 244.2 反应器的物料衡算和热量衡算4.2.1 计算依据(1)丙烯月青产量 14405.69kg/h,即 271.81kmol/h(2)原料组成(摩尔分数)丙烯(C3H6)85%丙烷(C3H8)15%(3)进反应器的原料配比(摩尔比)为C3H 4 : NH3:O2 : H2O 1:1.05 :23: 334322(4)反应后各产物的单程收率为表4.1反应后各产物的单程收率丙烯睛(AN )氧化氢(HON)乙睛(ACN )丙烯醛(ACL)摩尔收率0.60.0650.070.0070.12(5)操作压力进口 0.203 MPa,出口 0.162MPa(6)反应器进口气体温度ll0C,反应温度

15、470C,出口气体温度360c4.2.2 物料衡算(1)反应器进口原科气中各组分的流量271.81C3H6453.02kmol/h 19026.84kg/h0.6453.02,C3H8 0. 1579. 94kmol / h 3517.36kg / h0. 85NH3453. 021.05475. 67kmol / h 8086. 41kg / hO2453. 02 2. 31041.95kmol / h 33342. 4kg / hH2O453. 02 31359. 06kmol / h 24463. 08kg / hN21041. 950. 210. 793919. 72kmol / h

16、109752. 07kg / h(2)反应器出口混合气中各组分的流量丙烯月青 271.81kmol/ h 14405.69kg/ h3乙月青 - 453.02 0.07 47.57kmol/h 1950.25kg/ h丙烯醛 453.02 0.007 3.17kmol/h 177.52kg /hCO23 453.02 0.12 163.09kmol/h 7175.96kg/hHCN 3 453.02 0.065 88.34kmol/h 2385.18kg/hC3H879.94kmol/h 3517.36kg/hN23919.72kmol /h 109752.07kg /h391041.95 2

17、71.81 88.34 3.17 47.57 163.09。223 2386.52kmol/ h 12368.64kg / h 121453.0288.34 47.57 271.81163.09C3H633365.69kmol/h2758.98kg/hNH3475.67 88.34 47.57 271.81 67.95kmol/h 1155.15kg/h1359.06 3 271.81 2 88.34 2 47.57 163.09 3.17H2O 2612.57kmol/h 47026.26kg /h(3)反应器物料平衡表表4.2反应器物料平衡表流量反应器进口反应器出口组分、kmol/hkg/

18、h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H6453.0219026.846.189.6065.692758.980.851.36C3H879.943517.631.091.7879.943517.361.041.74nh3475.678086.416.494.0867.951155.150.880.57O21041.9533342.414.2216.82386.5212368.645.026.10H2O1359.0624463.0818.5412.342612.5747026.2633.9023.20N23919.72109752.0753.4855.383919

19、.72109752.0750.8654.15AN0000271.8114405.693.537.11ACN000047.571950.250.620.96ACL00003.17177.520.040.09CO20000163.097175.962.123.54HCN000088.342385.181.151.18合计7329.36198188.431001007706.37202673.061001004.2.3热量衡算查阅相关资料获得各物质 0110C、0360C、0470c的平均定压比热 容表4.3 各物质0tC平均定压比热容物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLC

20、O20110 c1.8412.052.3010.9411.0461.883Cp / kJ /( kg K)0360 c2.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.1300470 C2.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213(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：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,Hi (1.841 19026.84 2.05 3517.36 2.301 8086.41 0.941 333

21、42.4 1.046 109752.07 1.883 24463.08)(25 110)2.15 107kJ/hH2(271.81 103 512.5 47.57 103 362.3 88.34 103 315.1 3.17 103353.1 163.09 103 641)2.9 108kJ/h3 (2758.98 2.929 3517.36 3.347 1155.15 2.939 12368.64 1.046 109752.07 1.109 47026.26 2.092 14405.69 2.029 1950.25 2.10 2385.18 1.724 177.52 2.172 7175.9

22、6 1.213)(470 25) 1.35 1 08kJ/h1232.15 1072.9 1081.35 1081.765 108kJ/h123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) 1.765 108 1.68 108kJ/h浓相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽(饱和温度143C)143 C 饱和蒸汽始：i steam 2736kJ / kg143c 饱和水始：3。601.2kJ/kg产生的蒸汽量 =8 78695 .90 kg /h2736601 .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0 c气体为衡算基

23、准进入稀相段的气体带入热为：Q1 (2758.98 2.929 3517.36 3.347 1155.15 2.939 12368.64 1.046 109752.07 1.109 47026.26 2.092 1950.25 2.10 2385.18 1.724 177.52 2.172 7175.96 1.213)(470 0) 1.29 108kJ/h离开稀相段的气体带出热为：Q2 (2758.98 2.678 3517.36 3.013 1155.15 2.636 12368.64 1.004 109752.07 1.088 47026.26 2.008 14405.69 1.874

24、1950.25 1.933 2385.18 1.64 177.52 1.966 7175.96 1.130)(360 0) 1.05 1 08kJ/h热损失取4%则稀相段换热装置的热负荷为：Q (1 0.04)(Qi Q2) (1 0.04)(1.29 108 1.05 108) 2.30 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：-2.30 107G 10773.84kg/h2736 601.24.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算4.3.1 计算依据(1)入塔空气压力0.263 MPa,出塔空气压力 0.243MPa(2)空压机入口空气温度30 C ,相对温度

25、80%,空压机出口气体温度170c(3)饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4)塔顶喷淋液为乙月青解吸塔釜液，温度 105 C,组成如下表4.4塔顶喷淋液的组成组分ANACN富醇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。21041.95kmol/h 即 33342.4kg/hN23919.72kmol/h 即 109752.07kg/hH2O1359.06kmol/h 即 24463.08kg/h4.3.2 物料衡算(1)进塔空气量进塔干空气量(1041.95 3919.72)

26、 4961.67kmol/h143094.56kg干空气/h查得30C,相对湿度80%寸空气温含量为0.022kg水气/kg干空气.因此，进塔空气带入的水蒸气量为：0.022 143094.56 3148.08kg水气/h(2)进塔热水量气、液比为4961.67152.4,故进塔喷淋液量为：455.81m 3/h, 273 170 0.1013122.42730.263152.4塔顶喷淋液105c的密度为958kg/m3 ,因此进塔水的质量流量为:455.81 958 436665.98kg/h(3)出塔湿空气量出塔气体中的O2、n2、h2o的量与反应器人口气体相同，因而O21041.95km

27、ol/h即 33342.4kg/hN23919.72kmol/h 即 109752.07kg/hH2O 1359.06kmol/h 即 24463.08kg/h(4)出塔液量塔内水蒸发量 24463.08-3148.08 21315kg/h出塔液流量 436665.98-21315 415350.98kg/h(5)空气饱和塔物料平衡表表4.5空气饱和塔平衡表入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排出液成分kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kg/h%(wt)kg/h%(wt)O21041.9533342.420.28522.7991041.9533342.4

28、016.48519.900.0000.000N23919.72109752.0776.31075.0483919.72109752.0762.01465.500.0000.000H2O174.893148.083.4052.1531359.0624463.0821.50214.60436665.9899.986415350.9899.986AN000.0000.0000.000.000.0000.00021.840.00521.840.0053富醇000.0000.0000.000.000.0000.00034.940.00834.940.0084ACN000.0000.0000.000.00

29、0.0000.0002.180.00052.180.00053ACL000.0000.0000.000.000.0000.0000.870.00020.870.00021合计5136.56146242.551001006320.73167557.55100100436725.81100415410.811004.3.3热量衡算(1)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:100%0.215%1359.063919.72 1359.06 1041.95根据分压定律.蒸汽的实际分压为：Ph2oyH20P 0.215 0.243 0.05655MPa因饱和度为0.81,.所以饱

30、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 C,因此，须控制出塔气体温度为90 C,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月青解吸塔塔釜，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。(a)170 c进塔空气带人热量Q1,170c蒸汽始值为2773.3kJ/kg,干空气在0170c的平均比热容Cp 1.004kJ/(kg K)Qi (33342.4 109752.07) 1.004(170 0) (3148.08 2773.3) 3.32 107 kJ /h(b)出

31、塔湿空气带出热量Q290 c 蒸汽燃 2660kJ/kg ,空气比热容取 Cp 1.004kJ/(kg K)Q2(33342.4 109752.07) 1.004( 90 0) (24463.08 2660) 7.80 107kJ / h(c)105 c入塔喷淋液带入热量Q3Q3436665.98 4.184 105 01.918 108 kJ / h(d)求出塔热水温度t出塔热水带出热量用Q4表示，则Q4 415350.98 4.184t 1737828.5t热损失按5%则Q 损0.05( Q1 Q3)0.05 (3.32 107 1.918 108) 1.125 107kJ/h热平衡方程：

32、Q1 Q3 Q2 Q4 Q损 1324代入数据，3.32 107 1.918 108 7.8 107 1737828.5t 1.125 107解得：t 78.11C因此，出塔热水温度为78.11C4.4氨中和塔物料衡算和热量衡算4.4.1 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，生成硫酸俊 (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)的组成如下表4.6 塔底出口液体的组成组分水ANACNHCN硫酸硫酸镂合计% (wt)68.530.030.020.0160.530.90100(5)进塔气温度l80C,出塔气温度7

33、6 C,新鲜硫酸吸收剂温度30 C(6)塔顶压力0.122MPa,塔底压力0.142MPa。氨中和塔局部流程中和塔；2一循环冷却器衡算排出的废液量及其组成进塔气中含有1155.15kg/h的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸俊氨和硫酸反应的方程式：2NH3 H2SO4 (NH4)2SO4(NH 4)2SO4的生成量，即需要连续排出的(NH 4)2 SO4流量为：1155.151322 174484.7 kg/h塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9% (wt),因此，排放的废液量为: 4484.7/0.309 14513.59kg/h排放的废液中.各组分的量：H2O 14513.59 0.

34、6853 9946.16kg/hAN 14513.59 0.0003 4.35kg/hACN 14513.59 0.0002 2.90kg/hHCN 14513.59 0.00016 2.32kg/hH2so4 14513.59 0.005 72.57kg/hNH4 2sO4 14513.59 0.309 4484.70kg/h(2)需补充的新鲜吸收剂(93%勺H2SO4)的量为：(14513.59 0.005 1155.159817 2)/0.93 3658.19kg/h(3)出塔气体中各组分的量C3H62758.98kg/hC3H83517.36kg/hO212368.64kg/hN210

35、9752.07 kg/hAN14405.69 4.3514401.34kg/hACN1950.25 2.901947.35kg/hACL177.52 kg/hHCN2385.18 2.322382.86kg/hCO27175.96kg/hH2O47026.26 3659.190.07 9946.16 37336.24 kg/h4.4.3热量衡算(1)出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为PH2OyH20P 0.2922 0.122 0.0356MPa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：P 出00.0356/0.98 0.0363MPa100 09 45g(NH4)2sO4/

36、100gH2O入塔喷淋液的硫酸俊含量为68.53,已知硫酸俊上方的饱和蒸汽压。根据入塔喷淋液的硫酸俊含量和 PH2O的值，内插得到出塔气的温度为 76c(2)入塔喷淋液温度70 c入塔喷淋液温度比气体出口温度低 6C,故为(3)塔釜排出液温度表4.7塔釜排出液温度温度_ 含量404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109入塔气蒸汽分压PH2OyH20P 0.3449 0.142 0.05MPa在釜液(NH 4)2 S04含量45g(NH 4)2 SO4 /100gH2O下溶液上方的饱和蒸汽分压等

37、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 83.5 C,设塔釜液温度比饱和温度低 25c 即81C。又查硫酸俊的溶解度数据 得知，80c时.每100g水能溶解95.3g硫酸俊，而釜液的硫酸俊含量为45g(NH4)2SO4/100gH2O ,所以釜液温度控制81c不会有硫酸俊结晶析出。(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中和塔的热量衡算和塔；2一循环冷却Q5 Q6 Q8 Q2 Q7 Q9QiQ3Q4(a)入塔气体带入热Qi入塔气体带入热量Qi 2.53 106kJ/h(b)出塔气体带出热Q2各组分在076 c的平均

38、比热容的值如下表4.8 各组分在076 c的平均比热容组分C3H6C3H8QN2H2OANHCNACNACLCO2Cp1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2(2758.981.715 3517.361.96612368.640.9414109752.071.046 47026.26 1.883 14405.69 1.347 1950.25 1.406 2385.18 1.393 177.521.343 7175.96 0.921)(76 0) 1.97 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

39、汽-由口气带由蒸气47026.26 37336.24 9690.02kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ /kgQ3 9690.02 2246.6 2.18 107kJ/h3(d)有机物冷凝放热Q4an的冷凝量4.35kg/h .其冷凝热为615kJ/kgacn的冷凝量2.90kg/h ,其冷凝热为728kJ/kghcn的冷凝量2.32kg/h ,其冷凝热为878.6kJ/kgQ4 4.35 615 2.90 728 2.32 878.6 6824.80kJ/h(e)氨中和放热Q5 ;每生成1mol硫酸俊放热273.8kJ4484.70 100061273.8 9.30 106kJ/h132

40、硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749kJ/kgQ6 0.93 3658.19749 2.55 106kJ/h(g)塔釜排放的废液带出热量Q7塔釜排放的废液中,H 2。与(NH 4)2 SO4的摩尔比为9946.16 4484.7018132，查氮肥设计手册得此组成的硫酸俊水溶液比热容为3.347kJ/(kg K)Q7 14513.59 3.347(80 0) 3.89 106kJ/h(h)新鲜吸收剂带入热Q830C、93%H2SO4 的比热容为 1.603kJ/(kg K)Q8 3658.19 1.603(30 0) 1.76 105kJ/h(i)求循环冷却器热负荷Q9因操作温度不高，忽略热损

41、失。把有关数据代入热平衡方程：Q1 Q3 Q4 Q5 Q6 Q8 Q2 Q7 Q92.53 106 2.18 107 6824.80 9.30 106 2.55 106 1.76 1051.97 107 3.89 106 Q9初/日Q9 1.28 107kJ/h解得 9(J闹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 C,排水温度36 C,则冷却水量为1.28 1075W7.65 105kg/h 765t / h4.184(36 32)(5)求循环液量m循环液流量受入塔喷淋液温度的限制。70c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3.3

42、64kJ/(kg K)o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：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 81 m 3.368t Q9 1.28 107(2)联解式(1)和(2)得 m 360261kg/h t 69.95 C4.5换热器物料衡算和热量衡算一丛N溶液去措制AN溶液来自水吸放塔气用热目氢史和图一宦岛气%能一台电之火啜地殊.4.5.1 计算依据进口气体76C,组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40 C,操作压力115.5kPa4.5

43、.2 物料衡算出口气体温度40C,40c饱和蒸汽压力为p 55. 32mmHg 7. 375kPap H2O设出口气体中含有X kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：x 115. 57. 375 7099. 842074. 24 x解得 x342. 79kmol / h6170. 22kg / h蒸汽的冷凝量为37336.24 6170. 2231166. 02kg / h因此得到换热器气体方（壳方）的物料平衡如下4.5.3 热量衡算换热器入口气体带入热 Qi （等于氨中和塔出口气体带出热）Q 1. 97107kJ / h(2)蒸汽冷凝放出热Q40 c水汽化热为2401.lkJ/kgQ 3116

44、6.022401. 17. 48107kJ / h（3）冷凝液带出热QQ331166.02 4.184 4005.22 106kJ / h(4)出口气体带出热Q出口气体各组分在040 C的平均摩尔热容为表4.10出口气体各组分在040c的平均摩尔热容组C3H6C3H8O2N2 H2O AN ACN HCN ACLCO2Cnp 61.92 72.3829.4629.2936.7563.3552.09 62.7665.6138.66Q (65.6961.9279.9472. 38386. 5229.463919.7229.29342. 7936. 75271.7263. 3547. 5052. 0

45、988. 2562. 763. 1765. 61163. 0938. 66)( 400)7. 22106kJ / h(5)热衡算求换热器热负荷Q平衡方程：Q QQ3Q4Q代入数据求得：Q 8. 21107kJ / h4.6水吸收塔物料衡算和热量衡算4.6.1计算依据图4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40 C,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)4.6.2物料衡算(1)进塔物料(包括气体和冷凝水)的组成和流量与换热器出口相同(2)出塔气的组成和量出塔干气含有C3H66

46、5. 69kmol / h( 2758. 98kg / h)C3H879. 94kmol / h(3517. 36kg / h)O2386. 52kmol / h(12368. 64kg / h)N23919. 72kmol / h( 109752. 07kg / h)CO2163. 09kmol / h(7175. 96kg / h)10c水的饱和蒸汽压 p1228Pa,总压为101325Pap H2O出塔器中干气总量65.69 79.94 386.52 3919.72 163.09 4614.96kmol/h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：1228 4614.96 56.62

47、kmol/h 1019.16kg/h 101325 1228出塔气总量为：2758.98 3517.36 12368.64 109752.07 7175.96 135573.01kg/ h(3)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14401.34kg/h ,因止匕，出塔 AN 溶液总量为 14401.34/0.018 800074.44kg/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800074.44 135573.01 160652.3 31166.02 743829.13k

48、g/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、ACN、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 塔顶加入水 进塔气液混合物中的水出塔气带出的水743829.13 37336.24 1019.16 705473.73kg/h(5)水吸收塔平衡如下:表4.11换水吸收塔的物料平衡组分C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计流量(kmol/h )65.6979.94342.79386.523919.72271.7247.5088.253.17163.095082.12(6

49、)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pi E1X1或P Ei%塔底排出液的温度为15c(见后面的热衡算)查得15 C时ACN、HCN、ACL.和AN的亨利系数E值为ACN E 4atm 405.3kPHCNE18atm 1824kpACLE3333mHg 444.4kPANE8atm 810kP(a)丙烯月青AN塔底PAN0.051 112 5.71kPXanPANEAN5.718100.00705从以上计算可看出,xAN 0.006203 xAN ，可见溶液未达饱和。(b)丙烯醛ACLPacl 0.0006 112 0.0672kPXaclP ACLEACL0.0672444.40.000151塔底ACLo含量xACI 0.0000723 Xac，溶液未达饱和ACLACL(c)乙月青ACNPACN 0.009 112 1.016kPXacnPACNE ACN1.016405.30.0025塔底acn含量xacn 0.00108 xacn ，溶液未达饱和ACNacn(d)氢氟酸HCNPhcn0.017 112 1.892kPXHCN