年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计

口口口口口口口口年产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评阅教师签名工艺物料流程图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腈合成工段工艺设计设计技术参数1生产能力：35000吨/年2•原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；液氨100%3.产品：%（wt）丙烯腈水溶液4•生产方法：丙烯氨氧化法丙烯月青损失率：3%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（CAD或手绘，A3图纸）；5.编写设计说明书工作量1.设计计算：周2•工艺流程图与设计说明书：1周3•答辩：周工作计第一周：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Acrylonifrile（简称为ACN）,化学分子式：CH2二CH-CN；分子量：。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、乙醚和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室内允许浓度为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71°C,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—苯乙烯—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

丙烯腈的化学性质及应用丙烯腈分子中含有双键及氰基(-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月青的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。丙烯青经电解加氢偶联反应可以制得已二青。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯青和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯青与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯青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，万t（见表1-3）。美国、日、西欧丙烯腈生产能力合计为357万t,占世界总能力的％。1999年世界丙烯腈需求量为480万t,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t。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1-31999年世界丙烯月青生产能力（万t/a）国家和地区牛产能力国家和地区牛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世界丙烯腈消费结构（万t）年份19951996199719982000

生产能力463508533545585产量415437451469507消费量415437451469507腈纶231244251260275ABS/AS100107110115126其它84869094106开工率（％）9086858687国内生产概况我国内烯腈生产起步于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，我国丙烯月青总生产能力可达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年丙烯腈总生产能力将居世界第二位,而仅次于美国。我国丙烯青生产能力。见表1-5。表1-5我国丙烯腈生产能力（万t/a）牛产厂家牛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腈厂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技术抚顺石化公司腈纶厂5BP技术计划扩展7吉化公司化肥厂BP技术安庆石化公司腈纶厂5BP技术台湾CPDC公司18BP技术合计我国丙烯腈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非均相催化氧化反应：3CHCH=CH+NH+-O>CH=CHCN+3HOTOC\o"1-5"\h\z3232222AH=—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。生成乙腈(ACN)：333CHCH=CH+3NH+30>3CHCN+3HO322322232AH=—362.3kJ/mol生成氢氰酸(HCN)。CHCH二CH+3NH+30>3HCN+6H032322AH=—315.5kJ/mol生成丙烯醛。CHCH二CH+0>CH二CHCHO+H032222AH=—353.1kJ/mol生成二氧化碳。9CHCH=CH+90>3C0+3H0322222AH=—641kJ/mol上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。C02、C0和H20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-0(C-A)催化剂，其代表组成为PBi9Mo12052。活性组分为MoO3和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°C),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),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-0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。CHj—K~CHS——「Ci-£a™CH—CHO——CHa―H——CJSJ◎"冃3—一CH?CJ4O——CH.CLM第二部分生产方案选择第三部分工艺流程设计丙烯腈工艺流程示意图小时生产能力按年工作日300天，丙烯月青损失率3%，设计裕量为6%，年产量为万吨计算，则每天每小时产量：35000x1°°°xl.°6X1.03=5307.36kg/h300x24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“）丙烯月青产量h,即F二h（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（CH）85%,丙烷（CH）15%3638（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为CH:NH:0:H0=1::23:336322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4)操作压力进口：，出口反应器进口气体温度110°C，反应温度470°C，出口气体温度360°C物料衡算反应器进口原料气中各组分的流量CH:100.03/0.6=166.72kmol/h=7002.1kg/h36166.72CH:—:—x0.15=29.42kmol/h=1294.53kg/h380：85NH3：166：72x1：05=175：06kmol/h=2975：95kg/h°2：166：72x2：3=383：46kmol/h=12270：59kg/hH2O：166：72x3=500：16kmol/h=9002：88kg/h9Q9A(2N:―:—x0：79=1442：54kmol/h=40391：12kg/h20：21反应器出口混合气中各组分的流量丙烯月青：hF=h3乙腈：—x166：72x0：07=17：51kmol/h=717：77kg/h2丙烯醛：丙烯醛：166.72x0.007=1.17kmol/h=65.53kg/hCO:3x166.72x0.12=60.02kmol/h=2640.84kg/h2HCN：3x166.72x0.065=32.51kmol/h=877.78kg/hCH：29.42kmol/h=1294.53kg/h38N:1442.54kmol/h=40391.12kg/h239383.46-x100.03-32.51-1.17-17.51-x60.02O:23x22二92.20kmol/h二2950.4kg/h72--x32.51-1.17-2x17.51-100.01--x60.02CH：33336二23.02kmol/h二966.98kg/hNH:175.06—32.51—17.51—100.03=25.01kmol/h=425.17kg/h3HO：2500.16+3x100.03+2x32.51+2x17.51+60.02+1.17=961.48kmol/h=17306.64kg/h3）：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)CH36CH38NH3O2N丙烯腈0000热量衡算查阅相关资料获得各物质各物质0〜110°C、0〜360°C、0〜470°C的平均定压比热容物质CH36CH38NH§N2ANHCNACNACLCO2Cpl\kj/(kgK)]0~110°C0~360°C0~470C（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：AH110C,反应器入口混合气4470°C,浓相段出口混合气丿AH1AH/AH3225°C,反应器入口混合气J25°C,浓相段出口混合气各物质25~t°C平均比热容用0~t°C的平均比热容代替，误差不大因此:AH二(7002.1x1.841+1294.53x2.05+2975.95x2.301+12270.59x0.9411+40391.12x1.046+9002.88x1.883)x(25-110)二—7916940.23kJ/hAH=-(100.03x103x512.5+17.51x103x362.3+32.51x103x315.52+1.17x103x353.1+60.02x103x641)=-106752100kJ/hAH=(966.98x2.929+1294.53x3.347+425.17x2.939+2950.4x1.0463+40391.12x1.109+17306.64x2.092+5307.36x2.029+717.77x1.724+877.78x2.1+65.53x2.172+2640.84x1.213)x(470-25)=48814314.75kJ/hAH二AH+AH+AH二-7916940.23-106752100+48814314.75123二-65854725.48kJ/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二(1-0.05)x65854725.48二62561989.21kJ/h浓相段换热装置产生的饱和蒸汽(饱和温度143°C)143°C饱和蒸汽焓：JeamT叫k/kg143C饱和水焓：JT6°1.2kJ/kg所以：产生的蒸汽量=62561989.21=29305.78kg/h2736-601.2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o°c气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：Q]=(966.98x2.929+1294.53x3.347+425.17x2.939+2950.4x1.046+40391.12x1.109+17306.64x2.092+5307.36x2.029+717.77x1.724+877.78x2.1+65.53x2.172+2640.84x1.213)x(470—0)T51556691.98kJ/h离开稀相段的气体带出热为：Q二(966.98x2.678+1294.53x3.013+425.17x2.636+2950.4x1.0042+40391.12x1.088+17306.64x2.008+5307.36x1.874+717.77x1.640+877.78x1.933+65.53x1.966+2640.84x1.130)x(360-0)二37873108.11kJ/h热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：Q=(1-0.04)(Q-Q)二(1-0.04)(51556691.98-37873108.11)二13136240.51kJ/h12稀相段换热装置产生的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：13136240.51G==6153.38kg/h2736-601.2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，出塔空气压力空压机入口空气温度30°C，相对温度80%，空压机出口气体温度170C饱和塔气、液比为(体积比)，饱和度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)100塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为:O:h，即h2N:kmol/h，即kg/h2HO：h，即kg/h2物料衡算进塔空气量进塔干空气量进塔干空气量二383.46+1442.54二1826kmol/h二52661.71kg/h查得30°C，相对湿度80%时空气温含量为水气/kg干空气■因此，进塔空气带入的水蒸气量为：0.022x52661.71二1158.56kg/h（2）进塔热水量气、液比为，故进塔喷淋液量为：273+1700.101311826x22.4xxx=167.75m3/h2730.263152.4塔顶喷淋液105C的密度为，因此进塔水的质量流量为：75x958二160703.05kg/h（3）出塔湿空气量出塔气体中的O、N、H0的量与反应器入口气体相同，因而：2220:h，即h2N:kmol/h,即kg/h2HO：h,即kg/h2（4）出塔液量塔内水蒸发量二9002.88-1158.56二7844.32kg/h所以，出塔液流量二160703.05-7844.32二152858.73kg/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：x100%=x100%=21.5%383.46+1442.54+500.16根据分压定律,蒸汽的实际分压为：P=yP=0.215x0.243=0.05225MPaH2OH2O饱和度为，．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°C，因此，须控制出塔气体温度为90C■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170C进塔空气带入的热量Q:1170C蒸汽焓值为kg,干空气在O~I7OC的平均比热容Cp=1.004kJ/(kg•K)所以，Q=(12270.59+40391.12)x1.004x(170-0)+1158.56x2773.31=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•KpQ=(12270.59+40391.12)x1.004x(90-0)+9002.88x26602=28706172.92kJ/h105C入塔喷淋液带入热量Q3Q=160703.05x4.184x(105-0)=70600063.93kJ/h3求出塔热水温度t出塔热水带出热量:Q=152858.73x4.184t=639560.93tkJ/h4热损失按5%者，则Q二0.05x(12201335.11+70600063.93)二4140069.95kJ/h损热平衡方程Q+Q=Q+Q+Q1324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入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵新鲜硫酸吸收剂的含量为93%(wt)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)100进塔气温度I8O°C,出塔气温度76C,新鲜硫酸吸收剂温度30C塔顶压力，塔底压力图2氨中和塔局部流程1—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+HSO=(NH)SO324424(NH)SO的生成量，即需要连续排出的(NH)SO的流量为：424424132425.17x=1650.66kg/h2x17塔底排出液中，(NH)SO的含量为％(wt)，因此，排放的废液量424为：1650.66/0.309=5341.94排放的废液中．各组分的量:HO：5341.94x0.6853=3660.83kg/h2AN:5341.94x0.0003=1.60kg/hCAN:5341.94x0.0002=1.07kg/hHCN：5341.94x0.00016=0.85kg/hHSO:5341.94x0.005=26.71kg/h24(NH)SO:5341.94x0.309=1650.66kg/h424需补充的新鲜吸收剂(93%的HSO)的量为：2498(5341.94x0.005+425.17x)/0.93=1346.45kg/h2x17出塔气体中各组分的量CH：h=h36CH:h=h38O：h=h2N：h=h2AN：：：h=hHCN：：h=hHO：+X热量衡算2出塔气体温度736.34y=h玻73634+60.02+3251+1.17+17.50+10002+144254+9220+23.02+2942=0.298塔顶气体中实际蒸汽分压为：P二yP=X=H2OH2O设饱和度为，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：00364P。=0.=0.037lMPaH2O0.98入塔喷淋液的硫酸铵含量为：30.9100x2°.!=45g(NH)SO/100gHO68.534242已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表H2O塔气的温度为°C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70C塔釜排出液温度yH2O=入塔气水蒸汽分压：P=yP=x=H2OH2O在釜液(NH)SO含量(45g(NH)SO/100gHO)下溶液上方的饱和蒸汽4244242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

铵的溶解度数据得知，80C时■每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而

釜液的硫酸铵含量为(45g(NH)SO/100gHO)，所以釜液温度控制424281C不会有硫酸铵结晶析出。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图3氨中和塔的热量衡算1—氨中和塔；2—循环冷却器Q+Q+Q+Q+Q+Q=Q+Q+Q134568279入塔气体带入热入塔气体带入热量Q=X106kJ/h1出塔气体带出热各组分在0〜°C的平均比热容的值如下组分CH36CH3802ANHCNACNACL叫CpQ二x+x+x+x+x+x+x+x+x+xx=x2=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-出口气带出蒸汽二蒸汽的冷凝热为kgQ=x=h3有机物冷凝放热AN的冷凝量h,其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量h,其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量h,其冷凝热为kgQ=x615+x728+x=h4氨中和放热每生成1mol硫酸铵放热门1650.66x1000!，-/1Q=x273.8=3423869kJ/h5132硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ=XX749二h6塔釜排放的废液带出热量塔釜排放的废液中，H0与的(NH)SO的摩尔比为24243660.83/165°.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)Q=XX(80-0)=h7新鲜吸收剂带入热30oc时,93%HSO的比热容为1.603kJ/(kg•K)24Q8=XX(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二2.53x106-6673159+8012678.63+2509.77+3423869+937896.689-1430357.89+64750.78二6868188.01kJ/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°C，排水温度36°C则冷却水量为：W=6868188-01x=410384.08kg/h4.184x(36-32)循环液量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为

3.364kJ/(kg-K)(1)(2)t=70QCAN溶液来自水吸收塔设循环液流量为mkg/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)列热平衡方程得：(1)(2)t=70QCAN溶液来自水吸收塔AN溶液去精制<气体来自氨中和塔、仁亠J气液混合物去水吸收塔、>换热器>76.7°c40°c计算依据进口气体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设出口气体中含有Xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有:X115.5=7.3752561.74-763.34+x解得X=h=2208kg/h故，蒸汽的冷凝量为二h因此得到换热器气体方（壳方）的物料平衡如下（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/h1（2）蒸汽冷凝放出热40°C水汽化热为/kgQ=X=.27kJ/h2冷凝液带出热Q=XX(40-0)=h3出口气体带出热出口气体各组分在0〜40°C的平均摩尔热容为:组分CH36CH38O2N2HO2ANACNHCNACLCO2CpQ=(X+X+X+X+X+X100+X+X+X+X)X(40-0)=h4热衡算求换热器热负荷平衡方程：Q+Q=Q+Q+Q12345代入数据求得：Q=.3kJ/h5水吸收塔物料衡算和热量衡算计算依据入塔气流量和组成与换热器出口相同入塔器温度40C,压力112Kpa；出塔气温度10C,压力101Kpa入塔吸收液温度5C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+X18+X32+X28+100X53+X41+X27+X56+60X44=h（2）出塔气的组成和量出塔干气含有：CH23kmol/h=966kg/h36CHh=h38Oh=h2Nh=40390kg/h2COh=h210°C水的饱和蒸汽压P。二1228Pa，总压P=101325paH2O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：1228X1593.8=19.55kmol/h=351.95kg/h101325-1228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%%（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：入塔吸收液量二塔底AN溶液量+出塔气体总量一入塔气量一凝水量=+=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衡求出AN溶液中的水量二塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水=+X=h5)水吸收塔平衡如下:因系