年产5万吨丙烯腈合成工段工艺设计

1、年产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2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）设计题目年产万吨丙烯睛合成工段工艺设计设计技术参数1 .生产能

2、力：35000 吨/年2 .原料：丙烯85%丙烷15% （摩尔分率）；液氨100%3 .产品： （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（CAC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）工物料流程图（带物料表，CAD绘，A3图纸）；（4）制带控制点的工2流程图（CAD手绘，A3图纸）；5 .编写设计说明书工作量1 .设计计算：周2 .

3、上幺流程图与设计说明书：1周3 .答辩：周工作计A周：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：答辩划参 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年第一部分概述丙烯睛的性质丙烯睛的物理性质丙烯睛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。丙烯睛，英文名 Acrylonifrile（简称为ACN,化学分子式：CH2=CH-CN分子量：。丙烯睛在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有特殊气味；可溶于

4、丙酮、苯、四氯化碳、乙醛和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯睛在室内允许浓度为L,在空中的爆炸极限为 %（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。丙烯睛和水、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 C, 共沸点中丙烯睛的含量为88% （质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯睛一苯乙烯一水三元共沸混合物。丙烯睛的主要物理性质见表1-2。表1-1丙烯睛与水的相互溶解度温度/C水在丙烯睛中的溶解度（质量）/%丙烯睛在水中的溶解度（质量） /%0 10 20 304050607080表1-2丙烯睛的主要物理性质性质指标性质指标性质指标

5、沸点C燃点/ c481蒸汽压/KPa熔点/ c比热容/. K-1土C时蒸发潜热相对密度(d 426 )molC时(0-77 )粘度(25 C)生成热(25 C)151kJ/molC时.一一、.25折射率(n 0)燃烧热1761kJ/mol临界温度246 c闪点/ C0聚合热(25 C)72 kJ/mol临界压力丙烯睛的化学性质及应用丙烯睛分子中含有双键及鼠基(-CN ),其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、睛基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯睛的C=C双键上，纯丙烯睛在光的作用下能自行聚合，所以在丙烯睛成品及丙烯睛生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基触(

6、阻聚剂MEHQ、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。 除自聚外，丙烯睛还能与苯乙烯、 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、 涂料和粘合剂等。丙烯睛经电解加氢偶联反应可以制得已二睛。鼠基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯睛和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氟乙基化反应是丙烯睛与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯睛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。丙烯睛与氨反应可制得1, 3丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。丙烯睛主要用来生产

7、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。丙烯睛的生产状况世界丙烯睛生产与消费概况全世界丙烯睛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年丙烯睛总生产能力为，万 t（见表1-3）。美国、日、西欧丙烯睛生产能力合计为357万t,占世界总能力的。1999年世界丙烯睛需求量为480万t ,产量470万t。预计到2000年，世界丙烯睛总生产能力将达到585万t ,产量及消费量将达到 507万t。其中用于睛纶的消费量为275万t ,用于ABS AS为126万t ,其它106万t（见表

8、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。2000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1-3 1999年世界丙烯睛生产能力（万t/a）国家和地区生产能力国家和地区生产能力美国土耳其德国44巴西意大利19南非荷兰印度西班牙罗马尼亚英国保加利亚墨西哥日本韩国37俄罗斯24中国（总计）中国台湾省合计表1-4世界丙烯睛消费结构（万t）年份19951996199719982000生产能力463508533545585产量4154374

9、51469507消费量415437451469507睛纶231244251260275ABS/AS100107110115126其它84869094106开工率（）9086858687国内生产概况我国内烯睛生产起步于 1968年。八十年代开始，我国丙烯睛工业发展很快，从国外引进技术目前正在运彳T的生产装置有9套（包括中国台湾省），总生产能力为万t,加上采用国内技术的生产装置，总生产能力为万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 国丙烯睛总生产能力可达80多万t ,其中中国大陆丙烯睛生产能力可达42万

10、45万t/a ,台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。这样，我国2000年丙烯睛总生产能力将居世界第二位，而仅次于美国。我国丙烯睛生产能力。见表 1-5。表1-5我国丙烯月青生产能力（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睛厂4BP技术齐鲁石化公司齐胜化工厂国内技术兰化公司石化厂BP技术抚顺石化公司睛纶厂5BP技术计划扩展7吉化公司化肥厂BP技术安庆石化公司睛纶厂5BP技术台湾CPDG司18BP技术合计我国丙烯睛发展方向丙烯氨氧化的原理化学反应在工业生产条件下，丙烯氨氧化反应是一个

11、非均相催化氧化反应3cCH3cH CH2 NH - O2CH, CHCN 3H2OH 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)生成乙睛(ACN):333CH3cH CH2 - NH3 - O2- CRCN 3H2OH 362. 3kJ / mol(2)生成氢富酸(HCN)。CH3cH CH2 3NH3 3O23HCN 6H2OH 315. 5kJ / mol(3)生成丙烯醛。CH3cH CH2 O2CH2 CHCHO H2OH 353. 1kJ / mol(4)生成二氧化碳。一 一一9 一一 一CH3cH CH2 O23CQ 3H2O2H641kJ

12、 / mol上述副反应中，生成乙睛和氢富酸的反应是主要的。CO2 C5口 H2O可以由丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯睛、乙睛等再次氧化得到除上述副反应外，还有生成微量丙酮、丙睛、丙烯酸和乙酸等副反应。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-O(C-A)催化剂，具 代表组成为PBi9Mo12O52活性组分为MoO舜口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),丙烯睛收率60溢右。由于在原料

13、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，丙烯转化率和丙烯睛收率都较高，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-733价口 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

14、，催化剂的主体是FeSbO4, 还有少量的Sb2O4工业运转结果表明，丙烯睛收率达75溢右，副产 乙睛生成量甚少，价格也比较便宜，添加M M。W等可改善该催化剂 的耐还原性。反应机理和动力学丙烯氨氧化生成丙烯睛的反应机理，目前主要有两种观点。可简单地用下式表示NH» HCHO *HUZCKNH«CHj -Cbf-Ci ij- Cl Ij -*CHCHO - CH2 -CHCZ1，TVH3CHUCHO *CH.CZ第二部分生产方案选择第三部分 工艺流程设计丙烯睛工艺流程示意图小时生产能力按年工作日300天，丙烯睛损失率3%设计本&量为6%年产量为万吨计算，则每天每小时

15、产量：3500010001.061. 03 5307. 36 kg / h30024第四部分 物料衡算和热量衡算反应器的物料衡算和热量衡算计算依据（1）丙烯睛产量h,即F=h（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（GH6） 85%丙烷（GH） 15%（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为GH:NH3：O2：H2O=1:23:3反应后各产物的单程收率为:物质丙烯睛(AN富化氢(HCN乙睛(CAN丙烯醛(ACDCQ摩尔收率(4)操作压力进口： ，出口:(5)反应器进口气体温度 110C,反应温度470 C ,出口气体温度360 c物料衡算(1)反应器进口原料气中各组分的流量GH6： 100.03/0,6=

16、 166.72kmol /h = 7002.1kg/hGH:166. 720. 850. 1529. 42kmol / h1294. 53kg / h2975. 95kg / hNH: 166, 72 1. 05175.06kmol / hQ： 166, 722, 3383. 46kmol / h 12270. 59kg / hHO 166, 72 3500. 16kmol / h 9002. 88kg / h40391. 12kg / hN2： 383, 460, 791442. 54kmol / h0. 21(2)反应器出口混合气中各组分的流量丙烯睛：h F=h乙睛：|166, 720,

17、0717. 51kmol / h 717. 77kg / h丙烯醛：166. 72 0, 0071. 17kmol / h65. 53kg / hCO： 3166. 720. 1260. 02kmol / h2640. 84kg /HCN 3166. 720. 06532. 51kmol / h877. 78kg /GH8：29. 42kmol / h1294. 53kgN2： 1442. 54kmol/ h 40391. 12kgQ:3383. 46-292. 20kmol100. 0332. 51h 2950.4kg1.1717. 5160. 02GH6：1166. 72332, 511.

18、 1717. 51100. 0160. 02NH：H2O:23. 02kmol966.98kg / h175. 0632. 5117. 51100. 0325. 01kmol / h425. 17kg / h500. 163100. 03232. 51217. 5160, 021. 17961.48kmol / h17306. 64kg / h(3):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kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)GHGHsNHON2H2O丙烯睛0000(AN)乙睛(ACN0000氧化氢(HCN0000丙烯醛(ACD0000

19、CG0000合计100100100100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CHC3H8NH3O2N2HOANHCNACNACLCO2Cp / kJ/(kg K)0110C0-360C0-470C(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： H470 C：浓相段出口混合气H3110C：反*器入口混合气 HiH H225C,反宓器入口混合气>25C,浓相用出口混合气各物质25tC平均比热容用0t C的平均比热容代替，误差不大因此:1 (7002. 11. 841 1294. 53 2. 05 2975.

20、95 2.301 12270. 59 0. 94140391. 12 1. 046 9002. 88 1.883) (25 110)7916940.23kJ / h2 (100. 03 103512. 517. 51 103 362.3 32. 51 103 315. 51. 17 103353. 160. 02 103641)106752100kJ / h3(966. 98 2. 929 1294. 53 3.347425.17 2. 9392950. 4 1. 04640391. 12 1. 10917306.64 2. 0925307. 36 2. 029 717.77 1. 72487

21、7. 782. 165. 532. 1722640. 841. 213) (47025)48814314. 75kJ / h123791694Q 23 106752100 48814314.7565854725 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 0.05) 65854725.4862561989 21kJ / h浓相段换热装置产生的饱和蒸汽(饱和温度143C)143 c饱和蒸汽给: i steam 2736 kJ / kg143c饱和水始：iH2O 601.2kJ /kg所以：产生的蒸汽量62561989. 212736 - 6

22、01.229305. 78kg/h(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气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为:Q1(966. 98 2. 929 1294. 533. 347425. 172. 9392950. 41. 04640391. 12 1.10917306. 642. 0925307.362. 029717. 77 1. 724877. 782. 165. 53 2. 1722640. 841. 213)(4700)51556691. 98kJ / h离开稀相段的气体带出热为:Q2(966. 982. 6781294. 533. 013425. 172.63

23、62950.41. 00440391. 12 1.08817306. 642. 0085307. 361. 874717. 771. 640877. 781.93365.531. 9662640. 841. 130) (3600)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)( QQ2)(10. 04)( 51556691.98 37873108. 11)13136240. 51kJ / h稀相段换热装置产生的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：13136240.512736601.26153. 38kg / h空气饱和塔的物料衡算和热量衡算计算依据

24、(1)入塔空气压力，出塔空气压力(2)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(体积比)，饱和度(4)塔顶喷淋液为乙睛解吸塔釜液，温度 105C,组成如下：组分ANACN象醇ACL水合计% (Wt)100(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Q: h,即 hN2: kmol/h ,即 kg/hHO h,即 kg/h物料衡算(1)进塔空气量进塔干空气量383. 46 1442. 54 1826kmol / h 52661. 71kg / h查得30C,相又t湿度80%寸空气温含量为水气/kg干空气.因此，进塔空气带入的水蒸气量

25、为：0. 022 52661. 711158. 56kg / h(2)进塔热水量气、液比为，故进塔喷淋液量为:182622. 42731700. 10132730. 2631152. 43.167. 75m / h塔顶喷淋液105c的密度为，因此进塔水的质量流量为:167. 75 958160703.05kg / h(3)出塔湿空气量出塔气体中的02、N2、HO的量与反应器入口气体相同，因而:Q: h,即 hN: kmol/h ,即 kg/hHO: h,即 kg/h(4)出塔液量塔内水蒸发量9002. 88 - 1158. 567844. 32kg/h所以，出塔液流量160703. 05 -

26、7844. 32152858. 73kg/h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%21.5%500. 16383.461442.54500. 16根据分压定律，蒸汽的实际分压为:PHOyH20P0.215 0.2430.05225MPa饱和度为，.所以饱和蒸汽分压应为:0. 052250. 810. 0645Mpi64500Pa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睛解吸塔塔釜，105 c(3)由热衡算求出塔热水温度t热衡算基准：0c气态空气，0 c

27、液态水170c进塔空气带入的热量 Q:170c蒸汽给值为kg,干空气在0l70C的平均比热容cp 1.004kJ/(kg K)所以，Q(12270.5940391.12)1.004(170 -0)1158. 562773.312201335 11kJ / h出塔湿空气带出热量Q90c蒸汽给2660kJ/kg ,空气比热容取Cp 1.004kJ / kg KQ (12270. 59 40391. 12) 1.004 (900)9002. 88 266028706172 92kJ / h105c入塔喷淋?获带入热量 QQ3160703. 05 4. 184 (105 - 0)70600063. 9

28、3kJ / h求出塔热水温度t出塔热水带出热量：Q4152858. 73 4. 184t639560. 93tkJ / h热损失按5啃，则0. 05 (12201335. 11 70600063.93)4140069. 95kJ / h热平衡方程Q+Q=Q+Q+Q损即.11+.93=.92+解得t= C故，出塔热水温度为C氨中和塔物料衡算和热量衡算计算依据(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，生成硫酸镂(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硫酸硫酸镂合计% (wt)100(5)进塔气温度

29、180 C,出塔气温度76C,新鲜硫酸吸收剂温度30C(6)塔顶压力，塔底压力1一氨中和塔；2 一循环冷却器物料衡算(1)排出的废液量及其组成进塔气中含有h的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸镂氨和硫酸反应的方程式：2NH H2SQ (NHO2SQ(NHJ2SQ的生成量，即需要连续排出的(NHJ2SQ的流量为:425. 171322171650. 66kg / h塔底排出液中，(NH4)2SO的含量为 (wt),因此，排放的废液量为：1650. 66/ 0. 3095341. 94排放的废液中.各组分的量：HO: 5341.94 0.68533660.83kg / hAN 5341. 94 0. 0

30、0031.60kg / hCAN 5341. 94 0. 00021.07kg / hHCN 5341. 94 0. 000160. 85kg / hHSO: 5341.94 0.00526.71kg / h(NH4) 2SO: 5341. 94 0. 3091650. 66kg / h(2)需补充的新鲜吸收剂(93%勺HSO)的量为:1346. 45kg / h98(5341. 940. 005425. 17) / 0. 93217(3)出塔气体中各组分的量GH: h=hCH: h=hQ: h=hN2: h=hAN : h=hHCN: h=hHO: +x热量衡算(1)出塔气体温度73634y

31、 ho 2736 34 60.02 32 51 1.17 17 50 10002 144254 92.20 23 02 29.420.298塔顶气体中实际蒸汽分压为：PH2O=yH2cP=X =设饱和度为，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为:PH2。0. 03640. 980. 0371MPa入塔喷淋液的硫酸镂含量为:10030. 968. 5345g(NHJzSQ / 100gH2O已知硫酸镂上方的饱和蒸汽压如表含量温度404550708090根据入塔喷淋液的硫酸镂含量和 R2。的值，内插得到出:塔气的温度为c(2)入塔喷淋液温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低C,故为 70 C(3)塔釜排

32、出液温度 yH2C=入塔气水蒸汽分压：PH2C=yH2cP=X =在釜液(NH)2SC含量(45g(NH,)2Sq / l00gH2。)下溶液上方的饱和蒸汽 分压等于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C,设塔釜液温度比饱和温度低C即81C。又查硫酸镂的溶解度数据得知，80c时.每100g水能溶解95.3g硫酸镂，而 釜液的硫酸镂含量为(45g(N-)2SQ / 100gH2。)，所以釜液温度控制 81c不会有硫酸镂结晶析出。(4)热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量作图的虚线方框列热平衡方程得76工，出塔气Qr sit；, nrka/h tIJ图3氨中和塔的热量

33、衡算1一氨中和塔；2 一循环冷却器Q+Q+Q+Q+Q+Q=Q+Q+Q入塔气体带入热入塔气体带入热量Q=xi06kJ/h出塔气体带出热各组分在0C的平均比热容的值如下组分02N2H2OANHCNACNACLCOCpQ=x +X +X+X +X +X+X +X +X+X x=x=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-出口气带出蒸汽=蒸汽的冷凝热为kgQ= x =h有机物冷凝放热AN的冷凝量h,其冷凝热为615kJ/kgACN勺冷凝量h,其冷凝热为728kJ/kgHCN勺冷凝量h,其冷凝热为kgQ=X615+X728+x=h氨中和放热每生成imol硫酸镂放热1

34、650. 661000132273. 83423869 kJ / h硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ=x x 749=h塔釜排放的废液带出热量塔釜排放的废液中，HO与的(NH4) 2SO的摩尔比为卓浮/黑S203. 38 / 12. 51 ,查氮肥设计手册得此组成的硫酸18132镂水溶液比热容为3. 347kJ /( kg K)q=x x (80-0)=h新鲜吸收剂带入热30 C寸,93%HSQ 的比热容为 1. 603kJ /( kg K)Q8=x x (30-0)=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 2. 53 106667315

35、9 8012678 63 2509.77 3423869 937896.681430357 89 64750. 786868188. 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32 C,排水温度36 C则冷却水量为：W6868188. 014. 184 (3632)410384. 08kg / h(5)循环液量循环液流量受入塔喷淋液温度的限制,70 c循环液的比热容为3. 368kJ /( kgK),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t C对新鲜暖收剂与循环液汇合处（附图中A点）

36、列热平衡方程得:mx +9267=(m+ x x 70(1)对循环冷却器列热平衡得：mx x81 mx =(2)联解式(1)(2)得：m=ht 70 C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气液混合物去水吸收塔计算依据76. 7 C40 C进口气体C,组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40C,操作压力物料衡算进口气组成及流量如下组分流里C3HhC3HhO2hN2hANhACNhACLhHCNhCOhH2Oh合计h出口气体温度40C, 40 c饱和蒸汽压力为PHO 7. 375MPaH2 O设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：115

37、. 57. 3752561. 74763.34 x解得 x=h=2208kg/h故，蒸汽的冷凝量为=h因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下:组C3H6GHHOQN2ANACNHCNACLCO冷凝水合计100重热量衡算(1)换热器入口气体带入热(等于氨中和塔出口气体带出热)Q=6673159kJ/h(2)蒸汽冷凝放出热40 c水汽化热为/ kgQ=x=.27kJ/h(3)冷凝液带出热q=x x (40-0)=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03HCHON2H2OANACNHCNACLCOCpC4= (x+x + x+x+X + X 100+x +X +

38、X +x) x (40-0)=h(5)热衡算求换热器热负荷平衡方程：Q+Q=Q+Q+Q代入数据求得：Q=.3kJ/h水吸收塔物料衡算和热量衡算计算依据(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5 c(4)出塔AN溶液中含AN % (wt)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=23X42+ x44+x 18+x 32+x 28+100X 53+X41+X27+ x56+60X 44=h(2)出塔气的组成和量出塔干气含有：GH 23kmol/h =966kg/hGH

39、h=hQ h=hN h=40390kg/hCO h=h10c水的饱和蒸汽压Ph2o 1228Pa,总压P=101325pa出塔器中干气总量=23+ =h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：1228. 1593. 8 19. 55kmol / h 351. 95kg / h1013251228出塔气总量为：966+40390+=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% (wt), AN的量为h,因此，出塔AN溶液总量为二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 需底AN溶液量+出塔气体总量-入塔气量-凝水量=+=h(4)塔底AN溶液的组成和量AN ACN HCN ACLr部被水吸收，因为塔底 AN溶液中的AN CANHCN 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