年产35万吨丙烯腈合成工段实用工艺设计

1、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兀评审要素评审涵分值评分签名栏设计说明，50%格式规容完整M U_Lfc.格式是否规10评阅教师签名容是否完整 tTAt. 1_1 J10工艺计算正确、完整和规物料恒算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，上课出勤上课出勤考核5指导教师签名10%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专业（班级）设计题目年产 3.5万吨丙烯腊合

2、成工段工艺设计设计技术参数生产能力：35000吨/年原料：丙烯85%，丙烷15% （摩尔分率）；液氨100%产品：1.8%（ wt）丙烯腈水溶液生产方法：丙烯氨氧化法丙烯腈损失率：3%设计裕量：6%年操作日：300天确定设计方案，并画出流程框图（要求见4 （1）;设 计 要 求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1.设计计算：1.5周工艺

3、流程图与设计说明书：1周答辩：0.5周第一周：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：答辩化工工艺设计手册第四版（上下册），中国石化集团工程编，化学工业，2009化学化工物性参数手册，化工学院等编，化学工业，2002年第一部分概述1.1丙烯腈的性质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Acrylonitrile （简称为ACN），化学分子式：CH2二CH-CN； 分子量：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

4、等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室允许浓度为 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 7KC,共沸点中丙烯腈的含量为88% （质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈一苯 乙烯一水三元共沸混合物。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。表1-1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度（质量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.9

5、0506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10表1-2丙烯腈的主要物理性质性质指标性质指标性质指标沸点 (101.3KPa)78.5。燃点/。481蒸汽压/KPa熔点/。82.0比热容/J.kg-LK-120.920.038.7。时6.67相对密度（d426 ）0.0806蒸发潜热 （077。）32.6kJ/mol45.5。时33.33粘度（25。00.34生成热（25。）151kJ/mol77.3。时101.32折射率（nD25 ）1.3888燃烧热1761kJ/mol临界温度246。闪点/。0聚合热（25。）72 kJ/mol临界压力3.42MPa丙

6、烯腈的化学性质及应用丙烯腈分子中含有双键及MSC-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、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

7、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

8、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&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。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年世界丙烯腈生产能力（万t/a）国家和

9、地区生产能力美国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合计国家和地区生产能力土耳其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中国省18.0532.3表1-4世界丙烯腈消费结构（万t）年份19951996生产能力463508产量415437消费量415437腈纶231244ABS/AS100107其它8486开工率（）90861997199820005335455854514695074514695072512602751101159094106858687国生产概况我国烯腈生产起步

10、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（包括中国省）,总生产能力为58.8万t，加上采用国 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。至到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 45万椀，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

11、用技术备 注石化股份5BP技术实际可达到7石化总厂化工一厂6BP技术油田聚合物厂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国技术兰化公司石化厂3.2BP技术石化公司腈纶厂5BP技术计划扩展7吉化公司化肥厂6.6BP技术石化公司腈纶厂5BP技术CPDC公司18BP技术合计59.31.3我国丙烯腈发展方向1.4丙烯氨氧化的原理化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:CH CH = CH + NH + 3 O CH = CHCN + 3H O3232 222AH = -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。

12、（1）生成乙腈（ACN）:CH CH = CH + 3 NH + 3 O 3 CH CN + 3H O32232 2232AH = -362. 3kJ / mol（2）生成氢氰酸（HCN）。CH 3CH = CH2 + 3NH3 + 3O2 3HCN + 6H 2OAH = -315. 5kJ / mol（3）生成丙烯醛。CH 3CH = CH2 + O2 CH2 = CHCHO + H2OAH = -353. 1kJ / mol生成二氧化碳。CH 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、

13、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。 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。Mo系催化剂 工业上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂, 其代表组成为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3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(460 490。0,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

14、),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。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

15、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。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。NH,HCHO FCZgCHr Ci-Ea OHCHO 挡性 CH2 HCZNHa CHjCHO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：=5307. 36kg / h35000 x 1000 x 1.06 x 1. 03300 x 24第四部分

16、物料衡算和热量衡算4.1反应器的物料衡算和热量衡算计算依据（1） 丙烯腈产量5307.36kg/h，即 F=100.03kmol/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（摩尔分数）为C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3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0.60.0650.070.0070.12（4）操作压力进口： 0.203MPa ，出口： 0.162MPa反应器进口气体温度110,反应温度470,出口气体温度360C4.1.2 物料衡算反应器

17、进口原料气中各组分的流量C3H6:100.03/0.6 = 166.72kmol/h = 7002.1kg/hC3H8 : 166. 72 * 0. 15 = 29. 42kmol /h = 1294. 53kg / h3 80. 85NH3 : 166. 72 X 1. 05 = 175. 06kmol / h = 2975. 95kg / hO2 : 166. 72 x 2. 3 = 383. 46kmol / h = 12270. 59kg / hIZ .0 7q / 受2.168寸 H 、loulg H 6ZOX .s LNq _ 急 88 ZOO6 H qI。互sOOL0Hcox R

18、 99I - ONHIVoEMmooOInu-JZ、6l9mzomLr)-SWK raHg熙即&r如唳口汨胞回底(CN)丙烯醛：166. 72 x 0. 007 = 1. 17kmol / h = 65. 53kg / hCO2 : 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 / hC3H8 : 29. 42kmol / h = 1294. 53kg / hN2 : 1442. 54kmol / h = 40391. 12

19、kg / h TOC o 1-5 h z 39383. 46 x 100. 03 - 32. 51 - 1. 17 - 17. 51 x 60. 02O2 :23 x 2=92. 20kmol / h = 2950. 4kg / h72 - 1 x 32.51 - 1. 17 - 2 x 17. 51 - 100. 01 - 1 x 60. 02C3H6 :333=23. 02kmol / h = 966. 98kg / hNH3 : 175. 06 - 32. 51 - 17. 51 - 100. 03 = 25. 01kmol / h = 425. 17kg / hh2o：500. 16

20、+ 3 x 100. 03 + 2 x 32. 51 + 2 x 17. 51 + 60. 02 + 1. 17=961. 48kmol /h = 17306. 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)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78nh3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4

21、612270.514.2216.8292.202950.403.314.059N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.169002.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73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2697.3

22、672937.171001002784.9172944.12100100热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0 110C、0360侦04701的平均定压比热容物质C3H6C 3 H 8NH3O 2N2H2OANHCNACNACLCO 2Cp /kJ /(kg-K)01101.842.052.3010.9411.1.883c10360C2.673.0132.6361.0041.0882.0081.871.641.9331.961.1300470C2.923.3472.9391.1.1092.0922.1.722.102.171.213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

23、途径:A H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 = (7002. 1 x 1.841 + 1294. 53 x 2. 05 + 2975. 95 x 2. 301 + 12270. 59 x 0. 941 + 40391. 12 x 1. 046 + 9002. 88 x 1. 883) x (25 - 110) = -7916940. 23kJ / hAH = -(100. 03 x 103 x 512. 5 + 17. 51 x 103 x 362. 3 + 32. 51 x 103 x 315. 5 2+ 1. 17 x 103 x 353. 1 +

24、60. 02 x 103 x 641) = -106752100kJ / hAH3 = (966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4 x 1. 046 + 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 = AH + AH +

25、 AH = -7916940. 23 - 106752100 + 48814314. 75=-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. 05) 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143。01431饱和蒸汽焓：ista= 2736kJ / kg143。饱和水焓：L =601.2kJ / kgH 2所以： 产生的蒸汽量=62561989.21 = 29305. 78kg/h八2736 - 601.2稀相段热衡算求稀相段

26、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：Q = (966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4 x 1. 046+ 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 - 0)=51556691.98kJ /h离开稀相段的气体带出热为：Q = (96

27、6. 98 x 2. 678 + 1294. 53 x 3. 013 + 425. 17 x 2. 636 + 2950. 4 x 1. 004+ 40391. 12 x 1. 088 + 17306. 64 x 2. 008 + 5307. 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)=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)(Q1 - Q2) = (1 - 0. 04)(51

28、556691.98 - 37873108. 11) = 13136240. 51kJ / h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空气饱和塔的物料衡算和热量衡算 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30。，相对温度80%,空压机出口气体温度 170C 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)0.0050.0080.00050.000299.9861

29、00 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 : 500.16kmol/h，即 9002.88 kg/h物料衡算进塔空气量进塔干空气量=383. 46 + 1442. 54 = 1826kmol/h = 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 = 1158. 56kg / h进塔热水量气、液比为152.4，故进

30、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，因此进塔水的质量流量为：75 x 958 = 160703. 05kg / h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 40391.12 kg/hH2O : 500.16kmol/h，即 9002.88 kg/h出塔液量塔内水蒸发量=9002. 88 - 1158. 56 = 7844. 32

31、kg/h所以，出塔液流量 =160703.05 - 7844. 32 = 152858. 73kg/h热量衡算空气饱和塔出口气体温度500. 16空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：X 100% = 21. 5%383. 46 + 1442. 54 + 500. 16根据分压定律，蒸汽的实际分压为: 脱=P=0215 X 0 243 = 0.05225MPa饱和度为0.81, 所以饱和蒸汽分压应为:0.05225 = 0. 0645MPa = 64500Pa0.81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901.才能保证工艺要求的蒸汽量入塔热水温度 入塔水来自精制

32、工段乙腈解吸塔塔釜，105C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1701进塔空气带入的热量Q1 :170OC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=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 / kg . kQ = (12270. 59 + 40391. 12) x 1. 004 x

33、 (90 - 0) + 9002. 88 x 2660=28706172. 92kJ / h105C入塔喷淋液带入热量Q3Q3 = 160703. 05 x 4. 184 x (105 - 0)= 70600063. 93kJ / h求出塔热水温度t出塔热水带出热量 :Q = 152858. 73 x 4. 184t = 639560. 93tkJ / h热损失按5%者，则Q损=0. 05 x(12201335. 11 + 70600063.93)= 4140069. 95kJ / h热平衡方程QQQ/Q/Q损即12201335.11+70600063.93 = 28706172.92+639

34、560.93t+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在中和塔全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵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1801出塔气温度76。口新鲜硫酸吸收剂温度30(6 )塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa图2氨中和塔局部流程1一氨中和塔；2循环冷却器物料衡算排出的废液量及其组成进塔气中含有4

35、25.17kg/h的氨，在塔被硫酸吸收生成硫酸铵氨和硫酸反应的方程式： 2NH + H SO = (NH ) SO 3244 24(NH ) SO的生成量，即需要连续排出的(NH ) SO的流量为:424424425. 17 x -1% = 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 / hC

36、AN : 5341. 94 x 0. 0002 = 1. 07kg / hHCN : 5341. 94 x 0. 00016 = 0. 85kg / hH2SO4 : 5341. 94 x 0. 005 = 26. 71kg / h(NH4)2SO4 : 5341. 94 x 0. 309 = 1650. 66kg / h(2 )需补充的新鲜吸收剂(93%的 H2SO4 )的量为：(5341. 94 x 0. 005 + 425. 17 x 9) / 0. 93 = 1346.45kg / h2 x 17出塔气体中各组分的量C3H6 : 966.98kg/h=23.02kmol/hC3H8:

37、1294.53kg/h=29.42kmol/hO2 : 2950.40kg/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+1346.45x0.07-3660

38、.83 = 13740.06kg/h=763.34kmol/h热量衡算出塔气体温度736 34y =h型736 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：PH2O=yH2OP=0.298x0.122=0.0364MPa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。= 0 0364 = 0. 0371MPah少0. 98入塔喷淋液的硫酸铵含量为:100 x 30.9 = 45g(NH ) SO / 100gH O68.534

39、 242已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表一含量 温度 fff*404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和PH2O的值，插得到出： 塔气的温度为76.7入塔喷淋液温度入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7。故为70塔釜排出液温度九0=3452入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH2OP=0.3452x0.142=0.049MPa在釜液(州4桧04含量成印)SO / i00gH O )下溶液上方的饱和蒸 4 242汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用插法

40、 从表中得到，饱和温度为83.53,设塔釜液温度比饱和温度低2.53C即81C。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80C时海100g 水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为(45g(NH)SO / i00gH O)，所以釜液温度控制81C不会有硫酸铵结晶 4242析出。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1一氨中和塔；2循环冷却器Q1 + Q3 + Q4 + Q5 + Q6 + Q822 + Q7 + Q9入塔气体带入热入塔气体带入热量Q1=2.53x106kJ/h出塔气体带出热各组分在0 76.71的平均比热容的值如下组分C3H6C

41、3H802N2H2OANHCNACNACLCO2C p1.7151.9660.9414l.1.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.98x1.715 + 1294.53x1.966+2950.4x0.9414+40391.12 x1.+13740.06x1.883 + 1.347x5307.24+1.393x877.72 + 1.406x 717.69+1.343x65.53+0.921x2640.84) x(76.7-0) = 87003.38x 76.7=6673159kJ/h蒸汽在塔冷凝放热蒸汽在塔的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽= 3566.

42、58kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kgQ3=3566.58x2246.6=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=1.6x615+1.07x728+0.85x878.6=2509.77kg/h氨中和放热每生成lmol硫酸铵放热273.8kJq = 1650.66 x 迎 * 273.8 = 3423869kJ / h5132硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ6=0.93x1346.45x749

43、=937896.68kJ/h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=5341.94x3.347 x (80-0) = 1430357.85kJ/h新鲜吸收剂带入热30C 时,93%H2SO 的比热容为 1.603kJ /(kg K)Q8=1346.45x 1.603 x (30-0)=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 = 2

44、.53 x 106 - 6673159 + 8012678. 63 + 2509. 77 + 3423869 + 937896. 68-1430357. 89 + 64750. 78 = 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32，排水温度36C则冷却水量为 :W =6868188.01= 410384. 08kg / h4. 184 x (36 - 32)循环液量循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，701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为3. 364kJ /(kg K)设循环液流量为m kg

45、/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：mx3.368t+9267=(m + 192.7) x3.364x70(1)对循环冷却器列热平衡得：mx3.347x81 - mx3.368t=6868188.01 (2)t = 70C联解式(1)(2)得：m = 193942.26kg/h4.4换热器物料衡算和热量衡算气体来自氨中和塔气液混合物去水吸收塔换热器AN溶液去精制AN溶液来自水吸收塔76.7C40C计算依据进口气体76.71,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115.5kPa物料衡算进口气组成及流量如下如x19 卜LT

46、)CNCM o u。 sdz x1x1NU HNUN|9。瓣318同79。.。巨岩 、粉q/6w80CNCNnq/_OElz9cxiCNlxS瞟-il 一 isOEXSSrni aH4-N osisuoo uoosrnsR9Hmu00HmuCN oCNNN NO NOHCN o oOCNH热量衡算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蒸汽冷凝放出热40C水汽化热为2401.1kJ / kgQ2=11532.06x2401.1=27689629.27kJ/h冷凝液带出热Q3=11532.06x4.184x(40-0) = 1930005.56kJ/h出口气

47、体带出热出口气体各组分在0 40C的平均摩尔热容为：组分C3H6C3H8。2N2H2。ANACNHCNACLCO2C p61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4= ( 23.0 x61.92+29.4x72.38 +36.75x122.7+92.2x 29.46+1442.5x29.29+63.35x100+17.50 x52.09+32.51x62.76+1.17x65.61 +60.0 x38.66 )x(40-0) = 2588466.41kJ/h热衡算求换热器热负荷平衡方程：Qj+QzuQ/QjQs代入数据求得：Q5=29

48、844316.3kJ/h4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算计算依据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。压力112Kpa出塔气温度10C压力101Kpa(3 )入塔吸收液温度5C出塔AN溶液中含AN 1.8% ( wt)物*4衡算进塔物料(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+29.4x44+122.7x18+92.2x32+1442.5x 28+100 x53 + 17.5x41+32.51x27+1.17x56+60 x44=57409.39kg/h出塔气的组成和量出塔干气含有：C3H6 23kmol/h =966kg/h

49、 C3H8 29.4kmol/h = 1293.6kg/h O292.2kmol/h=2950.4kg/hN21442.5kmol/h=40390kg/hCO26.7kmol/h=294.8kg/h10C水的饱和蒸汽压po = 1228Pa，总压P=101325pa时出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h1228101325 1228出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：x 1593.8 = 19. 55kmol /h = 351. 95kg / h出 塔 气 总 量 为966+1293.6+2950.4+40390+294.8=4

50、5894.8kg/h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=塔底AN溶液量+出塔气体总量-入塔气量-凝水量= 294853.33+45894.8 _ 57409.39 _ 11532.06 =271806.68kg/h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

51、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=285194.85kg/h(5)水吸收塔平衡如下:入组C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计流量Kmol/23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.1760.0192含量0.0520.00910.01690.00061出塔流量23.029.418.8292.21442.5000060.01666(6)检验前面入卬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：p = E x 或 p = E x。l l li i i