化工工艺课程设计

化工工艺设计化工工艺设计课程设计年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计年级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2023年6月15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，40%格式规范内容完整格式是否规范8评阅教师签名内容是否完整8工艺计算正确、完整和规范物料恒算8热量衡算8设备设计和选型8设计图纸，30%图纸规范标注清晰方案流程图7评阅教师签名工艺物料流程图8带控制点的工艺流程图15答辩成绩20%仪态自然语言流畅语言流畅10答辩老师签名答题正确10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答辩记录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3.5万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：1.8%（wt）丙烯腈水溶液4.生产方法：丙烯氨氧化法5.丙烯腈损失率：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（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.工艺流程图与设计说明书：1周3.答辩：0.5周工作计划第一周：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编，化学工业出版社，2023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，2023年

目录年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计 年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计摘要：本设计为年产3.5万吨丙烯腈的合成段工艺设计，在设计中采用了丙烯氨氧化制丙烯腈法，此法能有效降低生产成本。该设计对丙烯腈的性质、应用、国内外发展、生产方法等进行了简单介绍。本设计的重点在于计算丙烯氨氧化生产丙烯腈过程中的物料衡算、热量衡算和主要设备的工艺计算。通过设计计算得出流化床浓相段总高是16米，直径为6.9米，催化剂堆体积是294.9立方米，稀相段高度为10米，直径是9米，达到了预期目标。第一部分概述1.1丙烯腈的性质1.1.1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=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0.002mg/L，在空中的爆炸极限为3.05~17.5%（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71℃，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温度/℃水在丙烯腈中的溶解度（质量）/%丙烯腈在水中的溶解度（质量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.90506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10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-1·k-120.92±0.038.7℃时6.67相对密度(d426)0.0806蒸发潜热(0~77℃)32.6kJ/mol45.5℃时33.33粘度(25℃)0.34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℃)72kJ/mol临界压力3.42MPa1.1.2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、己二腈和苯乙烯-己二腈树脂等，目前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求，2023年进口量超过150kt。1.2丙烯腈的生产技术的发展1.2.1国外的发展情况自1960年Sohio公司成功地开发了丙烯氨氧化制丙烯腈工艺以来，其他合成方法均遭淘汰，丙烯氨氧化工艺成为当代工业生产丙烯腈的唯一技术。Sohio丙烯腈工艺日趋完善，催化剂的改进已成为提高丙烯腈收率的主要因素。西欧有2个工厂曾采用由Distillers

Ugine开发的固定床丙烯氨氧化制丙烯腈的工艺，于1990年关闭，墨西哥的1个工厂于1993年关闭，在东欧的少数工厂也陆续停工。至今，全世界的丙烯腈生产几乎都采用流化床丙烯氨氧化工艺，即在多组分固体粉末催化剂作用下，丙烯和氨气、空气在流化床中发生氨氧化反应，生成丙烯腈，并副产乙腈和氢氰酸等。BP公司(已收购Sohio公司)拥有丙烯腈生产装置所采用的Sohio工艺，其他专利许可公司还包括日本旭化成公司、日东公司、Solutia公司和中国石油化工集团(简称中国石化)。对于目前正在开发的丙烯腈工艺，值得密切关注的是直接以丙烷为原料的合成丙烯腈工艺。（1）装置规模向大型化发展

近年来国外丙烯腈装置总的发展趋势是向大型化发展。一些原设计能力为7万吨/年的生产装置通过消除“瓶颈”制约，扩大了生产能力，有的达到9万吨/年，有的甚至超过13万吨/年。另外一些新建或准备建设的丙烯腈装置的规模多数为13万吨/年，甚至达25～35万吨/年。由于装置规模的大型化，每万吨丙烯腈的建设投资大幅度下降，装置运行中的能耗和物耗降低，使丙烯腈生产成本降低，给企业带来了明显的经济效益。

（2）新型催化剂的开发及应用

不断研究开发新一代催化剂是丙烯腈技术发展的又一趋势。催化剂是丙烯腈生产技术的关键所在，也是丙烯腈专利的核心。新型催化剂的开发及应用对丙烯腈工艺技术的发展和改进起着决定性的作用。几十年来世界上从事丙烯腈研究与开发的各公司都投入了大量的人力、物力和财力，致力于新型催化剂的研究开发工作，BP、旭化成、Monsanto、中国石油化工总公司等都推出了自己的一代又一代的新催化剂。这些新型催化剂不仅提高了丙烯腈的单程收率，而且提高了选择性，减少了副产物的生成。从催化剂的单程收率看，70年代为70%～75%；80年代达到80%；90年代超过了80%。高效新型催化剂的开发和应用为丙烯腈工艺的发展提供了坚实的技术基础，也是丙烯腈生产技术提高和发展的一个重要标志。1.2.2国内发展概况20世纪60年代以来，我国不断开发了丙烯氨氧化制丙烯腈技术，并建成多套千吨级规模装置。目前，中国石化已开发出了具有自主知识产权的丙烯腈成套技术，其中包括MB系列丙烯腈催化剂、空气分布板和丙烯-氨分布器、旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和气液分离器等专利或专有技术。并且利用该成套技术分别将中国石油化工股份齐鲁分公司的原产能2.5万吨/年丙烯腈生产装置改造成了具有自主知识产权的4万吨/年国产化示范装置；将中国石化上海石油化工股份(简称上海石化)的原产能6.0万吨/年丙烯腈装置改造至13万吨/年，打破了国外的技术垄断，为国内现有装置改扩建提供了技术依据。

我国人口众多，解决13亿人口的穿衣问题十分突出。因此，目前我国的丙烯腈主要用于生产腈纶。从目前发展水平看，我国腈纶产量远远满足不了市场的需求。近3年来我国腈纶的年消耗量约在125～135万吨，尽管我国的腈纶生产能力已达到140万吨/年，而2023年丙烯腈的生产总量只有120万吨，只能满足腈纶生产能力需求的一半，其余需通过进口来解决。从技术发展看，用国内丙烯腈技术建设的工厂最大规模才达到1万吨/年，而迄今我国大型丙烯腈装置的技术都是从国外引进。引进一套5万吨/年的丙烯腈装置，仅专利许可和催化剂费用就高达1500万美元。因此，努力开发我国自己的丙烯腈成套技术，特别是采用国内技术兴建大型的丙烯腈装置是摆在我们面前的一项艰巨的任务。我国丙烯腈技术的开发工作已有40多年的历史，丙烯腈生产也有30多年的经验。这些都为发展我国自己的丙烯腈技术打下了坚实的基础。尤其是1983年中国石油化工总公司成立以来，总公司十分重视丙烯腈技术的开发，组织了一系列丙烯腈的重大技术攻关，取得了许多重大的工业化技术成果，特别是MB-82、MB-86催化剂、UL型流化床反应器、复合萃取精馏新工艺、负压脱氰技术等，均已在国内大型丙烯腈装置上应用成功，使我国的丙烯腈生产工艺在原有基础上，在关键性的工艺技术上有了重大改进，使我国的丙烯腈总体技术达到了国际水平。为了发展我国的丙烯腈工业，中国石油化工总公司组织上海石油化工研究院等单位采用了我国自行开发成功的11项专利技术和专有技术，编制了中国石油化工总公司自己的5万吨/年丙烯腈装置的工艺包，命名为S-ANT。SANT所采用的技术及可达到的能耗、物耗等各项指标都体现了它的先进性和可靠性，为我国丙烯腈工业的发展，为采用国内技术建设自己的丙烯腈装置，奠定了坚实的基础。继1989年大庆石油化工总厂化纤厂采用国产MB-86催化剂后，1992年5月淄博石油化工厂2.5万吨/年丙烯腈装置以及1994年9月大庆石油化工总厂化工二厂5万吨/年丙烯腈装置均采用了国产的MB-86催化剂，获得了成功，为国产MB-86催化剂的进一步推广应用打开了新的局面。目前，正在运行的9套丙烯腈装置已有7套采用了国产MB-82和MB-86催化剂，其余装置也将陆续更换国产催化剂。国产催化剂所以能够比较普遍地被采用，并逐步取代进口催化剂主要原因有两条:一是国产催化剂的性能质量与进口催化剂相当，甚至优于某些牌号的进口催化剂；二是国产催化剂在价格上比进口催化剂有较强的竞争力。当然在推广应用国产催化剂上还有许多工作要做，我们不仅要做好国产催化剂在国内市场的推广应用，而且要努力开拓国际市场，参与国际竞争。值得一提的是淄博石油化工厂在引进装置开车时，首装就采用了国产MB-86催化剂，而且开车结果很好。齐鲁石化公司、上海石化研究院以及清华大学、石油大学合作完成了“丙烯腈主装置成套国产化技术开发与工业应用”项目攻关。以MB-98丙烯腈催化剂、新型空气分布板和丙烯-氨分布器、PV型旋风分离器、复合萃取分离技术、负压脱氰塔、导向浮阀和新型气-液分离器等国内自行开发的专利或专有技术为基础，将原生产能力2.5万t/a的齐鲁丙烯腈装置改造成具有自主知识产权的4万t/a丙烯腈国产化示范装置，打破了国外的技术垄断。该装置投产以来，不仅生产能力扩大了60%以上，而且生产每吨丙烯腈的丙烯单耗降到了1.077t，产品精制回收率提高了4.2%，副产品乙腈回收率提高到97.21%，也为开发10万t/a以上丙烯腈成套技术和国内现有同类装置的改扩建提供了技术依据。目前，丙烯腈成套工业技术已在大庆石化、安庆石化、吉化公司、上海石化等4套丙烯腈装置上推广应用，取得了显著的经济效益。几年来，齐鲁石化丙烯腈装置平均每年新增利润4000万元，大庆石化、安庆石化等4家装置每年新增利润4100万元。据粗略计算，国产丙烯腈成套工业技术如在国内全面推广应用，预计年新增效益可达6亿元。1.3丙烯腈生产工艺研究进展目前，世界上先进的生产工艺以美国BP公司的Sohio法为代表，用此法生产的丙烯腈占总产量的90%。Sohio法工业化50多年来，已日趋成熟，工艺上基本没有重大改变，研究的重点主要在开发新型的催化剂，开展以节能、降耗为目标的工艺技术改造，提高工艺收率，减少三废，消除环境污染等方面。此外，由于丙烷比丙烯价格低廉，人们便研究丙烷氨氧化法生产丙烯腈。BP公司已将该法运行成功，并称该法的生产成本比丙烯法降低20%。随着环保要求的逐渐严格，丙烯腈生产装置尾气难以通过高烟囱直接放空，需要焚烧炉焚烧等处理。中国石油大庆石化分公司研究院开发了流向变换催化燃烧技术治理丙烯腈尾气。在完成燃烧催化剂筛选、评价基础上，利用先进的流向变换技术，处理丙烯腈尾气，尾气中的挥发性有机物去除率达98%以上，处理后的尾气可直接排放。该技术具有工艺可靠、方法简单、处理效果好等特点。上海石化院开发了适用于硫铵回收的提高丙烯腈精制回收率的第一代、第二代技术。通过急冷过程丙烯腈聚合动力学和扩散动力学的理论研究，以新型内构件改变急冷塔气、液流场分布、抑制丙烯腈的聚合反应，并在急冷塔下段补加水以控制塔釜液中重组分浓度，将酸直接加入到塔釜中以控制塔釜液pH值以及降低外循环喷淋液温度，从而有效降低了丙烯腈聚合损失。该技术通过了千吨级、万吨级工业试验，丙烯腈精制回收率已从原来的90%提高到94%，可为丙烯腈生产企业增加可观的经济效益，3个月就可收回全部投资，已在我国丙烯腈生产装置上得到了全面推广应用。在此基础上，通过冷、热模研究和千吨级工业试验，研究了气液传热和流场分布，开发了丙烯腈急冷塔气相段新型内构件，并优化了急冷塔工艺参数，进一步提高了急冷塔的气液传热效率，增强了急冷效果，有效降低了急冷塔内丙烯腈在气相中的聚合损失。万吨级工业试验结果表明，丙烯腈精制回收率达到了96.1%，且装置运行平稳，产品质量稳定，外排污水中聚合物总量减少。上海石化院成功地开发了提高丙烯腈精制回收率的第二代技术，有效地增产了丙烯腈产品，具有显著的经济效益和社会效益，为我国丙烯腈新建装置、老装置改造技术出口提供了有力的技术支撑。1.4丙烯氨氧化的原理1.4.1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: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）生成乙腈(ACN)：（2）生成氢氰酸(HCN)。（3）生成丙烯醛。(4)生成二氧化碳。上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。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。1.4.2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,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℃),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。（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。第二部分生产方案选择本次设计选用丙烯氨氧化法制丙烯腈，其优点如下：(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腈产物。(3)反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙腈，都可以回收利用，而且丙烯腈成品纯度较高。(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炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料的配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装置)的建设投资。第三部分工艺流程设计液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器蒸发，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。混合器出口气体进入反应器，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中未反应的氨，氨中和塔塔底的含硫酸铵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，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用5～10℃的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约1.8％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。3.1丙烯腈工艺流程示意图液氨液氨液态丙烯氨蒸发器丙烯蒸发器氨过热器丙烯过热器混合器压缩机空气饱和塔空气加热器反应器废热锅炉氨中和塔循环冷却器水吸收塔图13.2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：第四部分物料衡算和热量衡算4.1反应器的物料衡算和热量衡算4.1.1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表4-1反应后各产物的单程收率为：物质丙烯腈（AN）氰化氢乙腈（CAN）丙烯醛CO2摩尔收率0.60.0650.070.0070.12（4）操作压力进口：0.203MPa，出口：0.162MPa（5）反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃4.1.2物料衡算（1）反应器进口原料气中各组分的流量C3H6:C3H8：NH3：O2：H2O：N2：（2）反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈：5307.36kg/hF=100.03kmol/h乙腈：丙烯醛：CO2：HCN：C3H8：N2：O2：C3H6：NH3：H2O：（3）：反应器物料平衡表表4-2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)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78NH3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4612270.5914.2216.8292.202950.403.314.05N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.169002.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73丙烯腈0000100.035307.363.597.28乙腈000017.51717.770.630.98氰化氢000032.51877.781.171.20丙烯醛00001.1765.530.040.09CO2000060.022640.842.163.62合计2697.3672937.171001002784.9172944.121001004.1.3热量衡算查阅相关资料获得各物质0~110℃、0~360℃、0~470℃的平均定压热容如下：表4-3各物质的平均定压比热容物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OkJ/(kg·K)0~1101.8412.052.3010.9411.0461.8830~3602.6783.0132.6361.0041.0882.0080~4702.9293.3472.9391.0461.1092.092物质ANHCNACNACLCO2kJ/(kg·K)0~1100~3601.8741.6401.9331.9661.1300~4702.0291.7242.102.1721.213（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：110110℃，反应器入口混合气470℃，浓相段出口混合气25℃，反应器入口混合气25℃，浓相段出口混合气各物质25~t℃平均比热容用0~t℃的平均比热容代替，误差不大因此: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：浓相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽（饱和温度143℃）143℃饱和蒸汽焓：143℃饱和水焓：所以：（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℃气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：离开稀相段的气体带出热为：热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：稀相段换热装置产生0.405的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：4.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算4.2.1计算依据(1)入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPa(2)空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃(3)饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4)塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下：表4-4塔顶喷淋液的组成组分ANACN氰醇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:O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/hN2：1442.54kmol/h，即40391.12kg/hH2O：500.16kmol/h，即9002.88kg/h4.2.2物料衡算（1）进塔空气量查得30℃，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：（2）进塔热水量气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：塔顶喷淋液105℃的密度为，因此进塔水的质量流量为：（3）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/hN2：1442.54kmol/h，即40391.12kg/hH2O：500.16kmol/h，即9002.88kg/h（4）出塔液量4.2.3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：根据分压定律，蒸汽的实际分压为：饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：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90℃．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腈解吸塔塔釜，105℃（3）由热衡算求出塔热水温度t热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水①170℃进塔空气带入的热量Q1：170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~l70℃②出塔湿空气带出热量Q290℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取 ③105℃入塔喷淋液带入热量Q3④求出塔热水温度t出塔热水带出热量:热损失按5%者，则热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q损即12202335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95解得t=78.11℃故，出塔热水温度为78.11℃4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算4.3.1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，生成硫酸铵（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4-5循环液组成组分水ANACNHCN硫酸硫酸铵合计%（wt）68.530.030.020.0160.530.90100（5）进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，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—氨中和塔；2—循环冷却器4.3.2物料衡算（1）排出的废液量及其组成进塔气中含有425.17kg/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：的生成量，即需要连续排出的的流量为：塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为:排放的废液中各组分的量：H2O：AN：CAN：HCN：H2SO4：(NH4)2SO4：（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的H2SO4）的量为：（3）出塔气体中各组分的量C3H6：966.98kg/h=23.02kmol/hC3H8:1294.53kg/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+1346.45×0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h4.3.3热量衡算（1）出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为：PH2O=yH2OP=0.298×0.122=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：入塔喷淋液的硫酸铵含量为：表4-6硫酸铵上方的饱和蒸汽压：含量温度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，内插得到出：塔气的温度为76.7℃（2）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℃（3）塔釜排出液温度yH2O=0.3452入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH2OP=0.3452×0.142=0.049MPa在釜液(NH4)2SO4含量()下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa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83.53℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃即81℃。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为()，所以釜液温度控制（4）热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量图3氨中和塔的热量衡算1—氨中和塔；2—循环冷却器作图的虚线方框列热平衡方程得Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9①入塔气体带入热入塔气体带入热量Q1=2.53×106kJ/h②出塔气体带出热表4-7各组分在0～76.7℃的平均比热容组分C3H6C3H802N2H2OANHCNACNACLCO21.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×2640.84)×(76.7-0)=87003.38×76.7=6673159kJ/h③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=17306.64-13740.06=3566.58kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kgQ3=3566.58×2246.6=8012678.63kJ/h④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=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h⑤氨中和放热每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ⑥硫酸稀释放热硫酸的稀释热为749kJ/kgQ6=0.93×1346.45×749=937896.68kJ/h⑦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，查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为Q7=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kJ/h⑧新鲜吸收剂带入热的比热容为Q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kJ/h⑨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解得：⑩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36℃则冷却水量为：（5）循环液量循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，70℃循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为设循环液流量为mkg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃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=6868188.01(2)联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/h4.4换热器物料衡算和热量衡算换热器AN溶液去精制换热器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 图44.4.1计算依据进口气体76.7℃，组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa4.4.2物料衡算表4-8进口气组成及流量组分C3H6C3H8O2N2ANACN流量kmol/h23.0229.4292.201442.54100.0217.50组分ACLHCNCO2H2O合计流量kmol/h1.1732.5160.02763.342561.74出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为设出口气体中含有xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有：解得x=122.67kmol/h=2208kg/h故，蒸汽的冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下表：表4-9换热器气体方(壳方)的物料平衡组分C3H6C3H8H2OO2N2AN流量kmol/h23.029.4122.792.21442.5100组分ACNHCNACLCO2冷凝水合计流量kmol/h17.5032.511.1760.0640.72561.74.4.3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）Q1=6673159kJ/h（2）蒸汽冷凝放出热40℃水汽化热为2401.1kJ／kgQ2=11532.6×2401.1=27690925.86kJ/h（3）冷凝液带出热Q3=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h（4）出口气体带出热表4-10出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4=（23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61+60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41kJ/h（5）热衡算求换热器热负荷平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入数据求得：Q5=29845612.89kJ/h4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算4.5.1计算依据图5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10℃，压力101Kpa（3）入塔吸收液温度5℃（4）出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）4.5.2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=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h（2）出塔气的组成和量出塔干气含有：C3H623kmol/h=966kg/hC3H829.4kmol/h=1293.6kg/hO292.2kmol/h=2950.4kg/hN21442.5kmol/h=40390kg/hCO26.7kmol/h=294.8kg/h10℃水的饱和蒸汽压，总压P=101325pa出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+6.7=1593.8kmol/h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h（3）塔顶加入的吸收水量①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/h②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（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、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=塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水=271806.68+763.34×18-351.95=285194.85kg/h（5）水吸收塔平衡如下：表4-11水吸收塔物料平衡入塔气组分C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计流量Kmol/h23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.17601921摩尔分数0.0120.020.060.050.750.0520.00910.01690.00060.031入塔凝液kg/h11532.0611532.06入塔水kg/h271806.68271806.7出塔气流量kmol/h23.029.419.5592.21442.50000601666.7塔底出口AN溶液kmol/h00159940010017.5032.511.17016145kg/h00287886005307717.5877.7765.520294853.33（6）检验前面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：或塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算)查得15℃时ACN、HCN、ACL和AN的亨利系数E值为：ANE=810kPaACLE=444.4kPaACNE=405.3kPaHCNE=1824kPa①AN塔底ＰAN=0.052×112=5.82kPa从以上计算可看出，溶液未饱和②ACLＰACL=0.0006×112=0.0672kPa，溶液未达饱和③ACNＰACN=0.0091×112=1.0192kPa，溶液未达饱和④HCNＰHCN=0.0169×112=1.8928kPa从计算结果可知，在吸收塔的下部，对HCN的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求。4.5.3热量衡算（1）入塔气带入热表4-12各组分在0～40℃的平均摩尔热容组分C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q1=（23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41kJ/h（2）入塔冷凝水带入热Q2=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h（3）出塔气带出热Q3=(23.0×61.92+29.4×72.38+36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kJ/h（4）吸收水带入热Q4=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kJ/h（5）出塔AN溶液带出热表4-13溶液中各组分的液体摩尔热容组分H2OANACNHCNACL75.3121.1107.371.55123.8Q5=(15844.16×75.3+100×121.1+17.5×107.3+32.51×71.55+1.17×123.8）t=1209523.81t（6）水冷凝放热水冷凝量=2208.6－351.95=1856.65kg/h水的冷凝热为2256kJ/kg，故Q6=4188602.4kJ/h（7）AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热表4-14AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热组分ANACNACLHCN610.9765.7493.7937.2Q7=610.9×5307.24+765.7× 717.69+493.7×65.53+937.2×877.72=4646679.5kJ/h（8）热衡算求出塔液温度t热平衡方程：Q1+Q2+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5代入数据得2588466.41+1930005.56+5686195.75+4188602.4+4646679.5=515304+1209523.81t解得t=15.32℃4.6空气水饱和塔釜液槽4.6.1计算依据空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定；去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定，见本文相关部分计算；排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的15%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确。图6空气饱和塔塔釜物料关系4.6.2物料衡算（1）进料①乙腈解吸塔釜液入槽量=396550-160703.05=235846.95kg/h②空气饱和塔塔底液入槽量=152858.73-59482.5=93376.23kg/h③入槽软水量xkg/h（2）出料①去水吸收塔液体量271806.68kg/h②去萃取解吸塔液体量105000kg/h作釜液槽的总质量平衡得235846.95+93376.23+x=271806.68+105000解得x=47583.5kg/h4.6.3热量衡算（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热Q1=235846.95×4.184×(105-0)=103612282.1kJ/h（2）入槽软水带入热Q2=47583.5×4.184×(30-0)=5972680.92kJ/h（3）空气饱和塔塔底液带入热Q3=93376.23×4.184×(79-0)=30864205.56kJ/h（4）去吸收塔液体带出热Q4=271806.68×4.184×(t-0)=1137239.15tkJ/h（5）去萃取解吸塔液体带出热Q4=105000×4.184×(t-0)=439320tkJ/h（6）热衡算求槽出口液体温度t热损失按5％考虑，热平衡方程为0.95(Q1+Q2+Q3)=Q4+Q5解得t=84.63℃4.7丙烯蒸发器热量衡算4.7.1计算依据蒸发压力0.405MPa；加热剂用0℃的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯蒸发量1002.3kg/h4.7.2有关数据（1）0.405MPa下丙烯的沸点为-13℃，汽化热410kJ/kg（2）0405MPa下丙烷的沸点为-5℃，汽化热376.6kJ/kg4.7.3热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量（1）丙烯蒸发吸收的热Q1=7002.1×410=2870861kJ/h（2）丙烷蒸发吸收的热Q2=1294.53×376.6=487520kJ/h（3）丙烯蒸发器的热负荷冷损失按l0％考虑Q=1.1(+487520)=3694219.1kJ/h（4）冷冻盐水用量平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为3.47kJ／(kg•K)冷冻盐水用量为：4.8丙烯过热器热量衡算4.8.1计算依据丙烯进口温度-13℃，出口温度65℃。用0.405MPa蒸汽为加热剂4.8.2热量衡算求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量丙烯气的比热容为1.464kJ/(kg•K)，丙烷气比热容1.715kJ/(kg•K)，冷损失按10％考虑，需要加热蒸汽提供的热量为：加热蒸汽量为：上式中2138kJ/kg是0.405MPa蒸汽的冷凝热4.9氨蒸发器热量衡算4.9.1计算依据（1）蒸发压力0.405MPa（2）加热剂用0.405MPa饱和蒸汽；冷凝热为2138kJ/kg4.9.2有关数据0.405MPa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ/kg4.9.3热衡算求氨蒸发器的热负荷和加热蒸汽用量冷损失按10%考虑，氨蒸发器的热负荷为：Q=2975.95×1276×1.1=4177043.42kJ/h加热蒸汽量为：4.10氨气过热器4.10.1计算依据（1）气氨进口温度-7℃，出口温度65℃（2）用0.405MPa蒸汽为加热剂（3）气氨流量2975.95kg/h4.10.2热衡算求气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量氨气的比热容为2.218kJ/(kg.K)，冷损失按10％考虑气氨过热器的热负荷为：加热蒸汽用量为：4.11混合器4.11.1计算依据（1）气氨进口温度65℃，流量2975.95kg/h（2）丙烯气进口温度65℃，流量7002.1kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量1294.53kg/h（3）出口混合气温度110℃，湿空气来自空气加热器4.11.2热衡算求进口温空气的温度t以0℃为热衡算基准表4-15C3H6、C3H8、NH3，在0～65℃的平均比热容组分1.5691.822.197（1）气态丙烯、丙烷带入热Q1=(7002.1×1.569+1294.53×1.82)(65-0)=867252.07kJ/h（2）气态氨带入热Q2=2975.95×2.197(65-0)=424980.54kJ/h（3）温空气带入热 N2、O2和蒸汽0～136℃的平均比热容分别为、和Q3=(40391.12×1.046+12270.59×1.841+9002.88×1.925)(t-0)=82169.81t（4）混合器出口气体带出热Q4=(7002.1×1.569+1294.53×1.82+2975.95×2.197+40391.12×1.046+12270.59×1.841+9002.88×1.925)(110-0)=11225534.29kJ/h（5）热衡算求进口湿空气的温度t热损失按10%考虑热衡算方程:0.9(Q1+Q2+Q3)=Q4代入数据0.9(867252.07+424980.54+82169.81t)=11225534.29解得t=136.07℃4.12空气加热器的热量衡算4.12.1计算依据（1）入口空气温度90℃，出口空气温度136℃（2）空气的流量和组成如下：表4-16空气的流量与组成组分O2N2H2O合计kg/h1756.45781.51288.68826.54.12.2热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量N2、O2和蒸汽90～136℃的平均比热容分别为、和热损失按10％考虑，空气加热器的热负荷为：Q=(5781.5×1.046+1756.4×1.841+1288.6×1.925)(136-90)×1.1=595133.74kJ/h用0.608MPa的蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066kJ/kg，加热蒸汽用量为：第五部分主要设备的工艺计算5.1合成反应器5.1.1计算依据（1）入口气体流量2697.36kmol/h；出口气体流量2784.91kmol/h（2）气体进口压力0.203MPa；出口压力0.162MPa（3）进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃（4）流化床内的换热装置以水为冷却剂，产生0.405MPa（143℃）的饱和蒸汽（5）接触时间10s5.1.2浓相段直径因反应过程总物质量的增加，故按出口处计算塔径比较安全出口处气体体积流量为：表5-1一些工业上采用的流化床操作气速产品反应温度℃操作空塔速度m/s丁烯氧化脱氢制丁二烯480～5000.8～1.2丙烯氨氧化制丙烯腈4750.6～0.8萘氧化制苯二甲酸酐3700.3～0.4取空床线速0.8m/s浓相段直径为：取流化床浓相段直径6.9m5.1.3浓相段高度按接触时间10s计算，催化剂的堆积体积应为：净床高H0=294.9/0.785×6.92=7.89m取膨胀比为2，则浓相段高度为H1=RH0＝15.78m取浓相段高度16m校核：催化剂的堆密度为640kg/m3催化剂的质量W=294.9×640=188736kg=188.74t所以，催化剂负荷为：是可靠的5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径取扩大段气速为操作气速的一半，即u=0.4m/s气体流量为：扩大段直径：取扩大段直径9m5.1.5扩大段高度根据流化床直径6.9m，空塔气速0.8m/s图7查图有：H2/D=1.4所以，稀相段高度H2=1.4D=1.4×6.9=9.66m取H2=10m5.1.6浓相段冷却装置的换热面积表5-2流化床总传热系数K的经验值工业过程床内线速m/s浓相段传热系数W/(m2•K)换热方式及介质丁烯氧化脱氢制丁二烯0.8～1.2465～581套管，水丙烯氨氧化制丙烯腈0.6～0.8233～349套管，水萘氧化制苯二甲酸酐0.3～0.4300～316列管，水，汽水换热装置采用套管式，总传热系数取349W/(m2•K)前面已算出换热器的热负荷Q=62561989.21kJ/h=17.378×106J/s换热面积：取30%的设计裕量，则换热面积为200m25.1.7稀相段冷却装置的换热面积换热装置采用套管式，水为冷却剂，产生0.405MPa（143℃）的饱和蒸汽总传热系数取20W/(m2•K)换热装置热负荷Q=13136240.51kJ/h=3.649×106J/s又换热面积：取30%的设计裕量，则换热面积为890m25.2空气饱和塔5.2.1计算依据（1）进塔空气的组成和流量表5-3进塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计kmol/h383.461442.5464.361890.36kg/h12270.5940391.121158.5653820.27（2）出塔温空气的组成和流量表5-4出塔温空气的组成和流量组分O2N2H2O合计kmol/h383.461442.54500.162326.16kg/h12270.5940391.129002.8861664.59（3）塔顶喷淋液量160703.05kg/h，温度105℃（4）塔底排出液量152858.73kg/h，温度78.11℃（5）塔底压力O.263MPa，塔顶压力O.243MPa（6）入塔气温度l70℃，出塔气温度90℃（7）填料用Φ50×50×4.5陶瓷拉西环(乱堆)5.2.2塔径的确定根据拉西环的泛点速度计算公式（A）式中：ωF泛点空塔气速，m/sg重力加速度，9.81m/s2干填料因子，m-1气相和液相密度，kg/m3L、G气相和液相流量，kg/h液体粘度，mPa·s(cP)Φ50×50瓷拉西环的干填料因子为177m-1（1）塔顶处代入式（A）有：解得泛点率取75％，则气体空塔速度为出塔操作条件下的气量：塔径应为：（2）塔底处代入式（A）有：解得泛点率取75％，则气体空塔速度为入塔操作条件下的气量：塔径应为：取塔径为2.8m5.2.3填料高度空气水饱和塔的填料高度确定须考虑两方面的要求:①使出塔气体中蒸汽含量达到要求②使塔顶喷淋液中的ACN等在塔内脱吸以使出塔釜液中ACN等的含量尽量低，以减少污水处理负荷并回收ACN等副产物按工厂实践经验，取填料高度11m5.3水吸收塔5.3.1计算依据（1）进塔气体流量和组成表5-5进塔气体流量和组成组分C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合计流量kmol/h23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.1760.01921kg/h9661293.62208.62950.4403905300717.5877.7765.52264057409.4（2）出塔气体流量和组成表5-6出塔气体流量和组成组分C3H6C3H8H2OO2N2CO2AN合计流量Kmol/h23.029.419.5592.21442.560.0少量1666.7kg/h9661293.6351.952950.4403902640少量48592随入塔气进入的凝水11532.06kg/h（3）塔顶喷淋液量271806.68kg/h,含AN0.005％(wt)，温度5℃（4）塔底排出液量294853.33kg/h，温度15.32℃（5）塔底压力ll2kPa，塔顶压力101kPa（6）入塔气温度40℃，出塔气温度l0℃（7）出塔气体中AN含量不大于0.055%(wt)（8）填料用250Y型塑料孔板波纹填料5.3.2塔径的确定塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为:（A）式中：ωF泛点空塔气速，m/sg重力加速度，9.81m/s2干填料因子，m-1a=240m2/m3ε=0.97气相和液相密度，kg/m3L、G气相和液相流量，kg/h液体粘度，mPa·s(cP)按塔底情况计算ωF把数据代人(A)式解得空塔气速为(泛点率取70%)气体在操作条件下的流量为塔径应为：取塔径为3.2m5.3.3填料高度液体的喷淋密度塑料孔板液纹填料250Y的液相传质单元高度HOL当时，25℃下的HOL为0.187m时，25℃下的HOL为0.225m内插得到时，25℃下的HOL为0.213m又液相传质单元数计算式如下①塔底E1=810kPaP=112kPa所以：②塔顶E1=506.6kPaP=101.3kPa出口气体中含有不小于0.055％(wt)，因此所以代入数据求得：故，填料高度Z=NOL×HOL=16.19×0.292=4.73m取填料高度为7m5.4丙烯蒸发器5.4.1计算依据（1）丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-l3℃，管内用0℃的冷冻盐水(17.5％NaOH水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2℃（2）丙烯蒸发量1002.3kg/h，冷冻盐水用量532308.23kg/h（3）丙烯蒸发器热负荷Q=3694219.1kJ/h5.4.2丙烯蒸发器换热面积（1）总传热系数①管内给热系数α1蒸发器内安装Φ38×3.5的U型钢管80根冷冻盐水平均温度-l℃．此温度下的有关物性数据如下：冷冻盐水流速为：所以②管外液态丙烯沸腾给热系数取13617.2③总传热系数冷冻盐水方污垢热阻取0.264×10-3m2·K/W；丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176×10-3m2·K/W；钢管导热系数45W/(m·K)K=1185.3W/(m2•K)④传热平均温差热端温差0－(﹣13)=13℃，冷端温差﹣2－(﹣13)=11℃传热平均温差为⑤换热面积热负荷Q=3694219.1kJ/h=1026172J/s换热面积为:取安全系数1.2，则换热面积为87m25.5循环冷却器5.5.1计算依据(1)管内循环液流量193942.26kg/h，进口温度81℃，出口温度70℃(2)管外冷却剂为循环水，进口温度32℃，出口温度36℃，循环水流量为410384.08kg/h(3)热负荷为Q=6868188.01kJ/h5.5.2计算换热面积初选GH90-105I型石墨换热器，换热面积为105m2，设备壳体内径D=880mm，内有外径32mm、内径22mm、长3m的石墨管417根。换热管为正三角形排列，相邻两管的中心距t=40mm(1)总传热系数①管内循环液侧的给热系数α平均流体温度,该温度循环液的物性数据如下管内流体的流速为：所以②壳程(循环水侧)的给热系数循环水平均温度(32+36)/2=34℃，34℃水的物性数据为正三角形排列时，当量直径de的计算公式为管外流体的流速根据流体流过的最大截面积S来计算，S的计算公式为：S=hD(1-d0/t)已知t=40mm，d0=32mm，h=374mm，D=888mm代人数据得S=hD(1-d0/t)=0.374×0.888(1-0.032/0.04)=0.0664m2管外流体的流速为所以Re值在2023～1000000范围内可用下式计算给热系数代入数据得③总传热系数石墨的导热系数λ=38.4W/(m·K),石墨管壁厚5mm,循环冷却水侧污垢热阻0.6×10-3m2·K/W,循环液侧污垢热阻0.2×10-3m2·K/W代入数据求K：K=604.1W/(m2·K)（2）对数平均温差（3）换热面积热负荷Q=6868188.01kJ/h=1907830J/s换热面积为取安全系数l.2则换热面积为92m2,因此，选GH90—105-1型石墨换热器，其换热面积已足够5.6氨蒸发器5.6.1计算依据（1）氨蒸发压力0.405MPa，蒸发温度-7℃（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃（3）热负荷4177043.42kJ/h5.6.2计算换热面积（1）总传热系数蒸汽冷凝时的给热系数取8000W/(m2·K)，液氨沸腾的给热系数取2023W/(m2·K)，不锈钢导热系数45W/(m·K)，管壁厚4mm，两侧污垢热阻取0.2×10-3m2·K/W代人数据求K:K=898W/(m2·K)（2）平均温度差（3）换热面积氨蒸发器热负荷Q=4177043.42kJ/h=1160290J/s换热面积为取换热面积为9m25.7氨气过热器5.7.1计算依据（1）进口气氯温度-7℃．出口气氨温度65℃（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃（3）热负荷Q=522772.04kJ/h5.7.2计算换热面积（1）总传热系数管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的推荐范围是28～250W/(m•K)，取230W/(m·K)（2）平均温度差冷端温差为143-(-7)=150℃，热端温差为l43-65=78℃（3）换热面积热负荷为Q=522772.04kJ/h=145214.5J/s换热面积为取安全系数1.2，则换热面积为6.9m2，选浮头式热交换器BFT325-4.0-10-3/19-2I型，换热面积10.5m2,符合要求5.8丙烯过热器5.8.1计算依据（1）进口气体温度﹣l3℃，出口气体温度65℃（2）加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143℃（3）热负荷Q=1070028.39kJ/h5.8.2计算换热面积（1）总传热系数管壳式换热器用作加热器时，一方为蒸汽冷凝、一方为气体情况下，K值的推荐范围是28～250W/(m•K)，取230W/(m·K)（2）平均温度差冷端温差为143-(-7)=150℃，热端温差为l43-65=78℃（3）换热面积热负荷为Q=1070028.39kJ/h=297230.1J/s换热面积为取安全系数1.2，则换热面积为14.1m2，选浮头式热交换器BFT426-4.0-20-4.5/2.5-2I型，换热面积25.6m2,符合要求5.9空气加热器5.9.1计算依据（1）空气走管内，加热蒸汽走管间（2）进口气体温度90℃，出口气体温度l36℃，气体进口压力0.243MPa，气体的流量和组成如下：表5-7进口气体的流量和组成组分O2N2H2O合计kg/h1756.45781.51288.68826.5kmol/h54.89206.4871.59332.96（3）加热蒸汽为0.608MPa(对应的饱和温度为l64.2℃)，流量为288.06kg/h（4）热负荷Q=595133.74kJ/h=165314.93J/s5.9.2计算换热面积初选BFT700-1.6-800-3/25-2Ⅱ浮头式换热器一台，换热器有Φ25×3.5的管子268根（1）总传热系数①管内(空气一侧)的给热系数管内气体的平均温度为(90+136)/2=113℃，113℃空气的物性数据为空气的密度：②管外蒸汽冷凝侧给热系数取α2=8000W/m2·K③总传热系数钢导热系数45W/(m·K)，空气侧污垢热阻0.4×10-3m2·K/W，蒸汽冷凝侧污垢热阻0.2×10-3m2·K/WK=101.83W/(m2•K)（2）对数平均温度差（3）换热面积安全系数取1.2，则换热面积应为40.97m2，所选换热面积80.4m2,符合要求5.10循环液泵循环液质量流量90271.70kg/h，循环液密度为1140kg/m3．因此循环液的体积流量为又所以，H=23m液柱=23×1.14=26mH2O选用80FVZ-30的耐腐蚀泵三台,正常使用两台，备用一台。80FVZ-0泵的流量为50m3/h，扬程30m。5.11空气压缩机在产品样本上，活塞式空气压缩机的排气量指是后一级排出的空气，换算为第一级进气条件时气体的体积藏量。现第一级进气条件为常压，温度按30℃计，排出气体的摩尔流量为270.6kmol/h,则排气量(换算为第一级进气条件)为因工艺要求排出压力为0.263MPa，故选用排气量为55m3/min，排气压力0为0.35MPa的5L-55/3.5型空气压缩机三台，正常操作用两台，备用一台5.12中和液贮槽按停车时中和塔塔板上的吸收液流入贮槽所需要的容积确定贮槽的容积，中和塔塔径1.8m，20块塔板，板上液层高度0.082m，这些液体若全部流入贮槽，总体积为:V=20×0.785×1.82×0.082=4.2m3考虑到停车检修时，原存于塔底的一定高度的液体，亦需排入中和液贮槽存放，则该贮槽舶装料系数取0.8，故可选贮槽容积应大于4.2m3中和塔的操作压力为0.263MPa，在国家标准容器系列JBl42874(卧式椭圆封头容器，工作压力0.25～4MPa)中选用工作压力0.25MPa，公称容器6m3的型号，此容器的直径为1600mm，长度为2600mm第五部分课程设计心得本次化工设计历时1.5周，是学习化工设计以来第一次独立的课程设计。化工设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程图等。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

在短短的1.5周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。

通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

我还要感谢我的指导老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。

限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。第六部分附录6.1参考文献[1]陈英男、刘玉兰．常用华工单元设备的设计[M]．上海：华东理工大学出版社，2023[2]贾绍义、柴诚敬．化工原理课程设计[M]．天津：天津大学出版社，2023[3]路秀林、王者相.塔设备[M]．北京：化学工业出版社，2023[4]王明辉．化工单元过程课程设计[M]．北京：化学工业出版社，2023[5]夏清、陈常贵．化工原理（上册）[M]．天津：天津大学出版社，2023[6]夏清、陈常贵．化工原理（下册）[M]．天津：天津大学出版社，2023[7]《化学工程手册》编辑委员会．化学工程手册—气液传质设备[M]．北京：化学工业出版社，1989[8]刘光启、马连湘．化学化工物性参数手册[M]．北京：化学工业出版社，2023[9]贺匡国．化工容器及设备简明设计手册[M]．北京：化学工业出版社，2023[10]黄璐、王保国．化工设计[M].北京：化学工业出版