年产6万吨丙烯腈合成段工艺设计

本科毕业设计年产6万丙烯腈合段工艺设计I

目录1绪............................................................................................................................11.1丙烯腈的物理性..........................................................................................11.2丙烯腈的化学性..........................................................................................11.3市场分..........................................................................................................11.4发展方..........................................................................................................12生产方....................................................................................................................23物料衡算和热量衡................................................................................................33.1生产工艺流程简..........................................................................................33.2小时生产能.................................................................................................33.3物料衡算和热量衡.....................................................................................3反应器的物料衡算和热量衡空气饱和塔的物料衡算和热量横废热锅炉的热量衡...........................................................................8氨中和塔物料衡算和热量衡换热器物料衡算和热量衡.............................................................12水吸收塔物料衡算和热量衡4主要设备的工艺计..............................................................................................164.1空气饱和...................................................................................................16计算依.............................................................................................16塔径的确.........................................................................................16填料高.............................................................................................174.2废热锅........................................................................................................18计算依.............................................................................................18确定换热面积及换热管管.............................................................184.3合成反应....................................................................................................19计算依.............................................................................................19II

浓相段的直.....................................................................................19浓相段高.........................................................................................19扩大段(此处即稀相段)直径..............................................................20扩大段高.........................................................................................20浓相段冷却装置的换热面.............................................................20稀相段冷却装置的换热面.............................................................204.4水吸收........................................................................................................20计算依.............................................................................................20塔径的确.........................................................................................214.5工艺设备一览............................................................................................225环境保护和安全生..............................................................................................235.1环境保........................................................................................................235.2安全防护措................................................................................................235.3工艺危........................................................................................................236结..........................................................................................................................24参考文......................................................................................................................25附..............................................................................................................................26I

荆楚理工学院毕业设计年产6万吨丙烯腈合段工艺设计本次毕业设计任务为年产6万丙烯腈的合成工艺设计腈是石油化学工业的重要产品是成聚丙烯腈纤维，丁橡胶和合成塑料的重要单体。丙烯腈主要生产方法有：氰乙醇法、乙炔法、丙烯氨氧化法，本设计采用的是原料来源丰富简单的丙烯氨氧化法生产丙烯腈过从原料的处到丙烯腈的合成工段的主要单元进行物料和热量衡算过物料衡算，得到所需原料丙烯、氨、硫酸和原料水的消耗量。通过热量衡算确定所需冷却水的用量和设备出口温度，经计算满足需要。通过对部分设备的工艺计算，算出了部分设备的换热面积助CAD技术绘制了该工艺的带控制点的工艺流程图成对丙烯腈合成工段的初步设计。【关键词】：

丙烯腈丙烯氧化法物料算量衡算IV

荆楚理工学院毕业设计outputofsyntheticdesignAbstractThegraduationtaskproducestonsacrylonitriledesign.Acrylonitrileanproductofindustry,aofylonitrilefiber,NBRsyntheticplastics.Acrylonitrilemainproductionethanol,propyleneoxidation,designUSESarichrawoperationsimplemethodofammoxidationThr-processfromtherawmainunittothesynthesisofacrylonitrilesectionmaterialsandheatbalance.Isobtainedbypropylene,cesscalculationofoutequipmentarea,withtheCADdrawwithpointsofprocessdiagramofthedesignofthesyntheticprocessofacrylonitrile.【】:AcrylonitrileoxidationbalanceenergybalanceV

11.1丙烯腈的物理性质丙烯腈在常温常压下是无色液体熔点82、密度ｇ/m3

荆楚理工学院毕业设计、沸℃味甜具有刺激性的微臭味有毒室内允浓度为在气中的爆炸极限为3.05%―17.5%能溶于许多有机溶剂中与水部分互溶中的溶解度为质分)水在丙烯腈中的溶解度3.1%(质分)丙腈可与苯四化甲形成二元共沸物能与水形成最低共沸物。1.2丙烯腈的化学性质易燃其蒸气与空气可形成爆炸混合物明热易引起燃烧放有毒气体。与氧化剂强强胺溴应剧烈在火场高温下能生聚合放热使容器破裂。它能与水苯四化碳异醇等有机物形成共沸物。丙烯腈分子中因含有碳碳双键和碳氮三键两个不饱和键，使其化学性质非常活泼，容易发生加成、水解、聚合、醇解等化学反应。1.3市场分析我国丙烯腈主要用作腈纶年国丙烯腈产量约为400kt,费量约为550kt消费结构与腈纶占85%，ABS/AS约7%丙烯酰胺约占，其他为由于国内供应不足，国内近期有多家企业计划扩建丙烯腈装置。近十年来我国发展迅速产量为年为400kt长约为14.3%，丙烯腈的生产与消费主要集中在美国欧日与工业发达国家和地区他们生产能力约占全球生产能力的[1]1.4发展方向采更廉价的原料和新工艺。目前国外如美、日、英)一些厂家正在进行利用丙烷直接进行氨氧化生产丙烯睛工艺路线的研究开发的实质就是使丙烷脱氢与丙烯氨氧化在一个反应器内完成。研更先进的催化:在丙烯睛的生产过程中，催化剂对反应过程中丙烯睛的收率，副反应生成物的种类和数量的影响很大，因此自年以来催化剂几经新换代，英国石油化学公司、日本旭化成公司、日本日东化学公司、中国上海石油化工研究院等厂家近二、三十年都在不断地开展丙烯睛催化剂的研制，其研制的方向提高丙烯睛的收率。优控制:择最佳操作条件，如对原材料质量的要求，原料气的最佳配比和调节，反应温度和压力调节应内体线速度和催化剂的负荷等用先进的检测控制手段和设备如DCS。改环境保护:烯睛装置的三废中废渣主要废催化剂前国内尚无回收装置采用掩埋处理废主要是吸收放空气，如果原料丙烯纯度较高，烃含量低，放空气可直接排入大气废水可采用浊清分处理方法有机物高的废水去焚烧炉焚烧含有机物低的废水经化学和生化处理达到排放标准后进行排放，使整个装置的三废排放达到国家标准[2]。1

32223622362223632322232322236223622236323222322丙烯腈是石油化学工业的重要产品合成聚丙烯腈纤维腈橡胶和合成塑料的重要单体。主要生产方法有：氰乙醇法、乙炔法、丙烯氨氧化法。丙烯氨化氧化法：反应的主要副产物为氢氰酸、乙腈和二氧化碳、水等。生上，原料气中丙烯、氨、空气之体积比为11）（9.5～）。原气从底部通入流化床反应器，反应温度～450、压力～（绝对压力），反应热用软水循环回，发生高压蒸汽反后气体经洗吸收、精馏等可得到高纯度丙烯腈。由于氢氰酸为剧毒物质可近与氢氧化钠溶液制氰化钠与丙酮反应制成丙酮氰醇作合成甲基丙烯酸的原料乙提纯后虽用选择性溶剂及中间体但用量不大因许多工厂常常把它烧掉，此法原料便宜，成本，目前已是丙烯腈最主要的生产方[3]。主反应生产丙烯腈﹙AN﹚CH+NH

OCHO反应热：

r

mol主要的副反应（1生成氰化氢(HCN)C

3HCN+6H

r

mol（2生成丙烯醛（ACLCH+O

r

mol（3生成乙腈（）CH

3NH+2

O

r

mol（4生成CO和HO

C+

O

2

+3HO

r

=641kJmol

3332荆楚理工学院毕业设333233.1生产工艺流程简介生产工艺流程示意图见图，据此进行物料衡算和热量衡算。图的程简述如下：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过热器过热到需要的温度后进入混合器缩的空气先通过空气饱和塔增湿再经空气加热器预热一定温度后进入混合器合器出口气体混合物进入反应器在应器内进行丙烯的氨氧化反应应出口的高温气体先经过废热锅炉回收热量气体冷却到230左右进入氨中和塔，在70―80℃下用硫酸吸收反应器出口气体未反应的氨中塔塔底的含硫酸氨的酸经循环冷却器除去吸收热后回顶循环使用同时补充部分新鲜酸液从塔釜排放一部分含硫酸氨的废液中塔出口气体经换热器冷却后进水吸收塔，用5―10℃水吸收烯腈和其他副产物。水吸收塔塔底得到含丙烯腈约的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段。图3.1丙烯腈合成工段生产工流程示意图3.2小时生产能力按年工作日300天，丙烯腈损失3.1%、设计裕6%计算，丙烯腈小时产量为60000100030024

9107.17kg/3.3物料衡算和热量衡算3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算(1)计算依据[4]a.丙腈产量9107.17kg/h即原料组（摩尔分数）含CHH15%c.反应器的原料配比（摩尔分数）为CH:NH:O:HO=1:1.05:2.3:33

222336荆楚理工学院毕业设计222336反应后产物的单程收率见表表3.1反应后各产物的单程收率物质摩尔收率

丙烯腈(AN)0.6

氰化氢(HCN)0.065

乙腈(ACN)0.07

丙烯醛(ACL)0.007

二氧化碳(CO)0.12操作压力口0.203MPa，出0.162MPaf.应器进口气体温度℃，反应温470℃，出口气体温度350℃（2物料衡算反应器进口原料气中各组分的流量：H

0.6

286.39hkg/H

0.15

50.54/kg

286.39//hhkg/HO

286.39kmol/h15465.06kg/hN

658.690.790.21

2477.93kmol/hkg/反应器口混合气体中各组分的流量AN

171.83/9107.17kg/HCNACL

3286.39kmol/h1507.84/h286.390.007/112.26/ACN

32

0.0730.07/1232.91hCO

2

3286.390.12103.10kmol/4536.42/H

30.071651.60/29728.80kg/O

2

55.8530.07158.38kmol/5068kg/hNHCH

300.71/h730.32kg/h286.390.0650.07kmol/1659.92kg

8363832363222荆楚理工学院毕业设计8363832363222N

658.69

/h69382.01kg/H

286.390.15

/2223.73/hc.应器物料平衡表，见表3.2。表3.2反应器物料平衡表组分

摩尔流量kmol/h

输入

质量流量kg/h

输出摩尔流量kmol/h质流量kg/hCHCHNH

286.3950.54300.71

12028.332223.735112.06

39.5250.5442.96

1659.922223.73730.32O

2

658.69

21078.30

158.38

5068N

2

2477.93

69382.01

2477.93

69382.01HANHCNACLACN

859.17————

15465.06————

1651.60171.8355.852.0030.07

29728.809107.171507.84112.261232.91CO

2

—

—

103.10

4536.42合计

4633.43

125289.49

4783.78

125289.38（3热量衡算各物质平均定压比热容见表3.3[5]。表3.3各物质℃的平均定比热容如下物质

CHCHNHONHANACNACL

2Cp

℃/[kJ/(kgk)]0-360℃℃

2.05—————3.0152.6362.0081.9331.1303.3472.9392.0291.7241.213浓相段热衡算求浓相段，换热装置的热负荷及产生的蒸汽量：假设如下热力学途径ΔH℃反应器入口混合气

℃浓相出口混合气Δ

1

ΔH

3Δ℃反应器入口混合气25浓相段出口混合气各物质25t℃的平均比热容用0t℃的平均比热容代替误差不大因此：×＋×2.05＋5112.06×＋＋69382.01××1.883)(25-110)=-1.3610

7

=-(171.83×3＋30.0710362.3＋×315.1＋2.005

122222荆楚理工学院毕业设计122222×10

3

××10

3

×-1.83×

8

=(1659.92×＋×＋730.32×＋5068×＋69382.01×＋×2.029＋×2.000×＋×＋×＋×1.213)×(470-25)×107kJ/h

×1013

7

-1.83×

8

×10

7=-1.1410

8

若热损失取则要浓相段换热装置取出热即换热装置的热负荷×1.148=1.08×10kJ/h浓相段换热装置产生0.0405Mpa饱和蒸(饱和温度℃)℃饱和蒸汽焓H=2736kJ/kg℃饱和水焓[6]产生的蒸气量×108/(2736-601.2)=50590.22kg/hb.稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生的蒸气量：以℃气体为衡算基准；入稀相段的气体带入热为：×2.939+2223.73×3.347+730.32×2.939+5068×××2.000+1232.912.10+1507.84×1.724+112.26××(470-0)×107

×2.678+2223.73×3.015+730.32×2.636+5068×××1.872+1232.911.933+1507.84×1.640+112.26××(360-0)×107热损失取则稀相段换热装置的热负荷为：Q1-×10

×7×kJ/h稀相段换热装置产生的和蒸汽产生的蒸气量：G=2.16×10

7

3.3.2空气饱和塔的物料衡算和热量横算（1计算依据[4]入塔空气的压力0.263MPa出塔空气的压力空压机口空气的温度30℃相对湿度80%压机出口气体的温度为℃c.和塔气、液比体比)饱和度0.81.塔顶喷液为乙腈解吸塔釜液，温度℃，见表3.4表3.4塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液的组成组分%(wt)

AN

ACN

氰醇

ACL

H

合计塔顶出口湿空气的成分和量按反映器入口气体的要求：O658.69kmol/h即21078.30kg/hN2477.93kmol/hH859.17kmol/h即6

2222221荆楚理工学院毕业设计2222221(2)物料衡算进塔空气量进塔空气量=kmol/h=90460.12kg/h查30℃相对湿度80%空气的含量水/干空.因进塔带入的水蒸汽的量0.022×进塔热量气液比为152.4故进塔喷淋液量为：3136.62×22.43塔顶喷淋液105℃的密度为因此进塔水的质量流量为：288.15×c.塔湿空气的量出塔气体中的O﹑﹑HO的与反映器入口气体相同因O658.69kmol/h即N2477.93kmol/h即69382.01kg/hH859.17kmol/h即出塔液塔内水蒸发量所以出塔液量

物料平衡见表

3.5。表3.5饱和塔物料平衡表成分

入塔气%(mol)%(wt)

knol/h

出塔气

%(wt)

入塔喷淋液%(wt)

塔釜排出液%(wt)ON

22

2477.93

20.2876.31

22.8075.05

2477.93

16.4862.01

19.9065.50

——

——

——

——HANACN氰醇ACL

————

1990.12————

————

————

————

————

21.50————

14.60————

13.8022.09

0.0050.008

262572.7613.8022.09

99.98560.000530.00021合计

3247.18100100

100

100

276085.52

100

262610.58

100(3)热量衡算a饱塔出口气体温度从物料平衡表得知和塔出口气体中蒸汽的摩尔分数0根据分压定律蒸汽的实际分压：

HO

=

y

HO

P=0.215×0.243=0.05225MPa因饱和度0.81所饱和蒸汽分压为：查饱和蒸汽表得对应饱和温度℃，因此须控制出塔气温度℃才保证工艺要求的蒸汽量。入塔热温度入塔自精制工段乙腈解吸塔塔釜℃。c.热衡算求出温度t热算基准为℃气态空气0液态水。(a)170℃时塔空气带入热量

1℃蒸汽焓值2773.3kJ/kg，干空气在0-170℃的平均比热容1.004kJ/(kg.h)××(170-0)+(1990.12××107

234451212荆楚理工学院234451212出塔湿空气带出热量

2℃蒸汽焓2657kJ/kg空气的比热容取1.004kJ(kg.k)Q=(21078.30+69382.01)×1.004×2657=4.91107

kJ/h(c)105入塔喷淋液带入热量

3Q×4.184×10(d)求出塔热水温度t出热水带出热量用Q表示，则：Q×4.184t=1098763t

kJ/h损失按5%计则=0.05(2.10×107

×108

×

kJ/h热平衡方程：Q+Q代入数据：×7××107×解得：3.3.3废热锅炉的热量衡算

℃(1)计算依据[4]入口气体和出口气体的组成与反映器出口气相同入口气温度℃压0.162MPac.口气体的温度℃力0.152MPa锅炉水产生0.405MPa的和蒸汽(2)热量衡算以℃气体为衡算基准。各物质比热容见表[5]。表3.6各物质在―180℃的平比热容物质Cp/[kJ/(kg•k)]

H2.071

H2.343

NH2.406

O0.962

N1.054

HO1.925

1.552

1.485

ACN1.607

ACL1.586

1.004入口气体带入热等于反应器稀相气体带出。Q×7kJ/h出口气带出热Q=(1659.92××2.343+730.32×2.406+5068×0.962+69382.01×××1.552+1507.84×1.607+112.26×1.586+4536.42×(180-0)

kJ/hc.衡算求需要取出的热量按热损失10%算，需要取出的热量为：Q=0.9×(Q1-Q2)=0.9(6.50×-3.04)=3.11

kJ/h产生蒸量产生的饱和蒸汽量为：×3.3.4氨中和塔物料衡算和热量衡算(1)计算依据[4]入塔气流量和组成与反应器出口气体相在中和内全部氨被硫酸吸收生成硫酸铵c.鲜硫酸吸收剂的含量为93%(wt)8

342442442424424342442442424424224422436382222塔底物组成见表。表3.7塔底出口液体(即循环液)组成组分%(wt)

HO68.53

ACN

0.016

H0.5

(NH)30.90

合计100进塔气温度℃出塔气温度76新鲜硫酸吸收剂温度℃，f.顶压力塔底压力0.142MPa(2)物料衡算排出的废液量及组成进塔气中含有的，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵，氨和硫酸的反应的方程如下：2NH═)(NH)的生成量即需要连续排出()的流量为：730.32××17)=2835.36kg/h式中是(NH)SO的分子量是NH3的子量塔底排出液(NH)的含量为因排放的废液量为：2835.36/0.309=9175.92kg/h排放的废液中各组分的量H9175.92×0.6853=6288.26kg/hAN9175.92ACN9175.92HCN9175.920.00016=1.47kg/hHSO9175.92(NH)9175.92b.需要补充新鲜吸收剂HSO)的量为：×98/(17×2)]/0.93=2312.82kg/hc.塔气体中各组分的量CHCH2223.73kg/hON69382.01kg/hAN9107.17-2.75=9104.42kg/hACN1232.91-1.84=1231.07kg/hACLHCN1507.84-1.47=1506.37kg/hCOH出气体的=入塔气带入新鲜吸收剂带入-液排出的水=29728.80+2312.82×氨中和循环系统物料平衡见表3.8。9

424424424244244242表3.8氨中和塔循环系统物料衡表组分

入塔气

%(wt)

新鲜吸收液%(wt)

排放废液kmol/h

出塔气

%(wt)HHNHONHOACNACLHSO(NH)合计

39.5250.5442.962477.9330.0755.85——

1659.922223.73506829728.89107.171232.911507.844536.42——

0.8261.0560.8983.31151.8034.533.5920.6291.1670.0422.155——100

1.3251.7750.5834.04555.3823.737.2690.9841.2030.0903.621——100

——————————2312.82—2474.72

———————————100

—————6288.26——45.882835.36

—————68.530.016——0.5100

39.5250.54—2477.931311.2530.0355.79——4400.32

1659.922223.73—50689104.421231.071506.374536.42——118426.64

0.8981.149—3.59956.3129.803.9040.6821.2680.0452.343——100

1.0421.878—4.27958.5919.937.6881.0401.2720.0953.831——100(3)热量衡算出塔气体的温度塔顶气体中实际分压为：

H

=

y

O

×设饱和度为98%则与出塔气平衡的饱和蒸汽压为：P

塔顶喷淋液的硫酸铵含量为：×30.9/68.53=45g(NH)/100HO。已知硫酸铵溶液的上方的饱和蒸汽压如表3.9,根据入塔喷淋液的硫酸铵含量、P插到出塔气体的温度76℃。入塔喷液温度此度比气体出口温度低℃故为70。c.釜排出液温度见表3.9[5]表3.9硫酸铵溶液上方的饱和汽/MPa(NH)量/[g(NH)SO/HO]温度/℃708090

400.027960.04252

450.027560.06199

500.027160.041290.06109入塔蒸汽分压

PH

=

H

P=0.3453×在釜液(NH)SO含量[45g(NH)SO/100HO]下溶液上方的饱和蒸汽分压等于时釜液温度即为釜液的饱和温度用内插法从表3.9中到饱和温度℃，设塔10

421527913632p421527913632p2345624724899液溶液温度比饱和温度低℃℃又硫酸铵溶液的溶度数据得知80时每水能溶解硫铵，而釜液的硫酸铵含量为)SOO所以釜液温度控制81不会有硫酸铵结晶析出。热衡算循环冷却器的热负荷和冷却水用量列热平衡方程得Q+Q+Q+Q+Q=Q+Q(a)入塔气体带入热Q1入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体相同为：Q×7kJ/h(b)出塔气体带出热

2各组分平均比热容见表[5]。表3.10各组分在0―76℃的平比热容的值如下组分

CH

CH

O

2

N

2

HO

AN

HCNACNACL

CO

2C

1.175

1.966

0.91414

1.046

1.883

1.347

1.3931.4061.343

0.921Q=(1659.92×1.175+2223.73×1.966+5068×0.9414+69382.01×1.046+23602.44×1.883+9104.42×1.347+1506.37×1.393+1231.07×1.406+112.26×1.343+4536.42×0.921)×(76-0)=1.13×10

kJ/h蒸汽在塔内冷凝放热

3蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸-出口气带出蒸汽=29728.8-23602.44=6126.36kg/h蒸汽的冷凝热为Q2246.6=1.38×

kJ/h(d)有机物冷凝放热

4AN的凝量2.75kg/h其凝热为615kJ/kgACN的凝量其凝热为HCN冷凝量其凝热为878.6kJ/h所以Q×615+1.84×(e)氨中和放热Q

5每生成1mol硫铵放热Q×1000/132)××106(f)硫酸稀释放热为749kJ/hQ×749=1.73×10kJ/h

kJ/h(g)釜排放的废液带出的热量

7塔釜排放的废液中HO与(NH)的尔比为：(6288.26/18):(2835.36/132)=16.264查氮肥设计手册得此组成硫酸铵水溶液比热容为Q×××106(h)新鲜吸收剂带入热

8

，℃10%的热容为603kJ/h/(kg.k)所以Q×1.603×(30-0)=1.195循冷却器热负荷Q

9因操作温度不高，忽略热损失把有关数据代入热平衡方程×107+1.38+4322.31+5.88×10+1.736+1.19×5××所以

Q=3.81×

kJ/h11

荆楚理工学院毕业设计循冷却器的冷却水用量W设循环冷却器循环水上水温度32℃排出水温度36则冷却水的用量为：W=3.81×107

×10

kg/h=2280t/h求循环液量循环冷却液流量受入塔喷淋液量温度的限制℃循环液的比热容为3.368kJ/(kg.K)循环液对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环冷却器出口循环液温度t℃新鲜吸收剂与循环液汇合处，列平衡方程：××5=(m+2474.72)×3.364×70对循环冷却器列热平衡得：×3.347×81-m×107联解式(1)和2)得：×6t=70℃3.3.5换热器物料衡算和热量衡算

(1)计算依据[4]进口气体76组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度℃操作压力115.5kPa(2)物料衡算出口气体温度℃，而℃的水的饱和蒸汽压力为7.377kPa

HO

=55.32mmHg=7.377kPa设出口气体中含有xkmol的汽根据分压定律有：115.5x/[(4400.32-1311.25)+x]=7.377所以蒸汽的冷凝量为：换热器气体的物料平衡见表3.11表3.11换热器气体(壳方)的物平衡表组分

入口气体

出口气体

冷凝水HHONHOACNACL合计

39.5250.542477.931311.2530.0355.794400.32

1659.922223.7350689104.421231.071506.374536.42118426.64

39.5250.542477.9330.0355.793299.83

1659.922223.7350683793.689104.421231.071506.374536.42

—————————(3)热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12

12343622241245553123436222412455533822Q×7kJ/hb.蒸汽冷凝放热Q

2℃水汽化热为2401.1kJ/kg[6]Q=19808.762401.1=4.76×107

kJ/h冷凝液带出热Q

3Q×kJ/h出口气带出热，均摩尔热容见表3.12[5]。表3.12出口气体各组分在―40平均摩尔热容为组分ck)]

CHCHNHOANACNHCNACL2.3829.2962.76Q×61.92+50.54×＋×9.46＋×＋×＋171.78×63.3530.03×＋55.79×＋×65.61＋×38.66)××10

kJ/h热衡算求换热器的热负荷。热平衡方程=Q+Q代入数据×107+4.76×106

×106Q×7kJ/h3.3.6水吸收塔物料衡算和热量衡算(1)计算依据[4]入塔气流量和组成与换热器出口气相同入塔气温度℃，压力b.出塔气温度10℃，压力c.塔吸收液温度℃入塔AN溶液中含AN1.8%(wt)(2)物料衡算进塔物(包括气体和凝的组成和流量与换热器出口相同出塔气组成和量设入塔气中的ANHCN﹑ACN组分全部被水吸收H﹑H﹑O﹑N﹑CO等溶于水，因此出塔气中蒸汽的量按分压定律求得计算如下：℃时水的饱和蒸汽压为：

P

=1228Pa总压为此塔气体中干气总量=因此出塔气中含有水蒸汽量：12281013251228

2829.47kmol/h624.78kg/出塔气的总量为：塔顶加入吸收水量(a)出塔溶的总量出塔AN溶中AN为1.8%(wt)AN的为9104.42kg/h因出塔AN溶的总量为：9104.42/0.018=505801kg/h13

363821234荆楚理工学363821234(b)塔顶加入吸收量水吸收塔总质量衡算入塔吸收液量塔底AN溶量+塔气体总-入塔气量-凝水量=505801+82870.08-98617.88-19808.76=470244.44kg/hd.塔底AN溶的组成和量ANACNHCN全被水吸因为塔底溶液中AN、、HCN、ACL量与进塔气液混合物相同AN溶液中水量按全塔水平衡求出：AN溶中的水=塔加入的+进塔气液中带入的-出塔气中带出的水水吸收塔物料平衡见表3.13。表3.13水吸收塔物料衡算表组分

入塔气

入塔凝液

入塔水

出塔气

塔底出口溶液

kg/hHHONHOACNACL合计

39.5250.542477.9330.0355.793299.83

1659.922223.7350683793.689104.421231.071506.374536.42

—————————

————470244.44—————470244.44

39.5250.542477.9334.71————2864.18

1659.922223.735068————4536.42

————30.0355.79—

————9104.421231.071506.37—505176.22(3)热量衡算a.入塔气体带入热

1各组分平均摩尔热容见表[5]。表3.14各组分在0―40℃的平摩尔热容组分

CH

CH

O

2

N

2

HOANACNACLCO

2[kJ/(kmol·

72.3836.7537.62Q××××29.29+210.76××××××××kJ/hb.入塔凝水带入热Q=19808.76×106出塔气体带出热

3Q×61.92+50.54×72.38+158.38×29.46+2477.93××38.66)×(10-0)

kJ/h吸收水入热Q

4Q=470244.44×4.184(5-0)=9.84

kJ/h出塔AN溶带出热

5AN溶中的各组分的液体摩尔热容见表3.15。14

567163567163表3.15AN溶液中的各组分的体摩尔热容组分c[kJ/(kmol·k)]

HO

121.1

71.55

ACN107.3

ACL123.8Q=(27401.23××××71.55+2.00×tf.冷凝放热Q

6水冷凝量=3793.68-624.78=3168.9kg/h水的冷凝热为：所以Q×kJ/h、、ACL、HCN气体的溶解放热溶解热冷凝放热+―液互溶冷凝热各物料冷凝数据见表。

7表3.16、CAN、ACL、HCN的凝数据组分

610.9

ACN765.7

ACL493.7

937.2Q610.9+1231.07×765.7+112.26493.7+1506.37

kJ/h热衡求塔液温度热平衡方程Q+Q+Q+Q=Q+Q代入数据×106

×10+9.84×+7.15×××5℃15

22LLL荆楚理工学院毕业设计22LLL44.1空气饱和塔4.1.1计算依据进出塔空气的组成和流量见表和4.2。表4.1进塔空气的组成和流量组分

O

2

N

2

HO

合计kmol/h

2477.93

1990.12

3247.18表4.2出塔湿空气的组分和流组分

O

2

N

2

HO

合计kmol/h

2477.93

3995.79塔顶喷液量温℃塔底排出液量度℃d.塔底压力0.263MPa塔压力e.入塔气温度℃出塔气温度℃f.料用φ××4.5陶拉西(乱堆[7]4.1.2塔径的确定拉西环的泛点计算公式为[：

Fg

1.75

14

G

18

(4.1)F

—泛点空塔气速—重力加速度

—干填料因子m

、L

—气相和液相的密度kg/mL、G气相和液相的流量

L

—液体的黏度mpa.s(cp)φ50×50陶拉西环的干填料因子177-1塔顶处：

G

273880.101322.4

2.146

ρ=958kg/m16

0.29.81958958FLF荆楚理工学院毕业设计0.29.81958958FLFG=105925.37kg/h

L

=0.282mpa.s把数据代入公式(4.1)：lg

2.1462.1460.282

ω=2.16m/s泛点率取，则气体空塔速度为：ω=2.16×=1.62m/s出塔操作条件下的气量：V

88m2730.243

/m

/塔径应为：

d

13.710.7851.62

m塔底处

G

92450.430.263

2.034kg/m

L

=975kg/G=92450.43kg/h

=0.38mpa.s把数据代入上式(4.1)：lg

2.034975

0.2

1.75

262572.76

F

=2.14m/s气体空塔速度：

×入塔气在操作条件下的气量：

170×=45462.06m2730.263

m

/s塔经为：d=

12.630.7851.61

=3.16m取塔经为4.1.3填料高度空气水饱和塔的填料高度须考虑两方面的要求：a.使出塔气体中的汽含量达到要求。17

12荆楚理工学院毕业设计12使塔顶淋液中的ACN在塔内吸收以使出塔釜液中的ACN等量尽量低少污水的处理负荷并回收等产物。按工厂时间经验，取填料高度[8]。4.2废热锅炉4.2.1计算依据管内气体数据见表4.3。4.3管内气体的流量和组成组分

H39.521659.92

H50.542223.73

NH42.96

O5068

N2477.93

HO1651.60

9107.17

ACN30.071232.91

55.851507.84

ACL

4536.42管内气进口温度℃出口温度180，进口压力0.162MPa出压力。用φ42×3.5无钢管根作为换热管[9]管外热水沸腾，产生饱蒸汽。d.热负荷为。4.2.2确定换热面积及换热管管长总传热系数（1管内气体给的热系数α

管内气体体积流量进口平均流量)

2732700.157

m

m

/s31.34u=

230

m其他物性数据按空气考虑误差不大平均温度270温度下的空气物性数据[10]：μ=3.0×10λ=0.0465W/(m.k)Pr=0.7Re==管内气体给热系数为：

0.035141.700.9733

α=

d

Re0.3

0.0465

(160853)

0.8

(0.7)

0.3

=401.59w/(m2

·k)（2）管外热水沸腾给热系[αw/(m

.k)（）总传热系数K沸腾水方污垢热阻取0.26×10-32

空方污垢热阻取。×10-32.K/W钢的导热系为45W/(m·K)[10]1110.26K465145

0.5

18

荆楚理工学院毕业设计K=282.26W/(m2

·K)b.对数平均热温差：

(360(180360ln180143

=102换热面积热负荷7

kJ/h6J/s换热面积为：A=

K102

取安全系数1.2则热面积2换热管管长为：L=

3603.140.035

=14.5m取L=15m4.3合成反应器4.3.1计算依据出口气体流量入气体流量3774.26kmol/hb.气体进口压力0.203Mpa出压反应温度470℃气离开稀相段的温度℃d.流化床内的换热装置以水的冷却剂产生℃的和蒸汽e.接触时间10s4.3.2浓相段的直径因反应过程总物质的量的增加故按出口处计算塔经比较安全，出口处的气体体积流量为：

4700.1013×=149611.55m0.162

3

/s取空床线速d=取流化床浓相段直径为4.3.3浓相段高度

41.560.785

=6.64m接触时间10s计，催化剂的堆体积应为Vr=41.56×10=415.6m3静床高。（0.785×72膨胀比为则浓相段高度为H1=RH。取浓相段高

）19

22荆楚理工学院毕业设计224.3.4扩大段(此处即稀相段)直径取扩大段其速为操作气速的一半即u=0.4m/s气流量为：

2730.1013×=125448.18m3

扩大段的直径为：d=取11m4.3.5扩大段高度

34.85

根据流化床直径11m空气速1.2m/s可得H所以稀相段高度H取4.3.6浓相段冷却装置的换热面积换热装置用套管式总传热系数取•K)[10]换热装置的热负荷已由热衡算求出kJ/h=3×107换热面积为F=

233

=393.75m2取的设计裕量则换热面积为520m4.3.7稀相段冷却装置的换热面积用套管式换热装置，水为冷却剂，产生0.405Mpa℃）蒸汽。总传热系数取20W/(m•K)，换热装置热负荷为kJ/h=6×106换热面积为

(470(360143)143ln1432267

267

℃取设计裕量，则换热面积为24.4水吸收塔4.4.1计算依据进塔气体流量和组成见表表4.4进塔气体流量和组成组分kmol/hkg/h

CH39.521659.92

CH50.542223.73

158.385068

N2477.9369382.01

HO210.763793.68

AN171.789104.42

ACN30.031231.07

HCN55.791506.37

ACL2.00112.26

CO103.104536.42

合计3299.8398617.88出塔气流量和组成见表20

LLLL0.20.97311LLLL0.