化工专业的课程设计(丙烯腈工艺车间设计)

燕山大学里仁学院化工专业课程设计目录TOC\o"1-5"\h\z设计任务书 2\o"CurrentDocument"丙烯腈车间工艺设计 4前言 4\o"CurrentDocument"丙烯腈工艺设计计算 5附表 37课程设计心得 39\o"CurrentDocument"参考文献 39

燕山大学里仁学院化工专业课程设计燕山大学课程设计（论文）任务书院（系）： 基层教学单位:学号学生姓名专业（班级）设计题目丙烯腈车间工艺设计设计技术参数1•生产能力：4700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：3.1%6•设计裕量：6%7.年操作日300天设计要求1•确定设计方案，画出工艺流程草图；2•物料衡算，热量衡算主要设备的工艺设计计算用CAD绘制工艺流程图一张（用3#图纸打印）；编写设计说明书工作量1.设计计算：1周2•工艺流程图与设计说明书：0.5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，答辩参考资料《化工设计》黄璐主编，化学工业出版社，2000年《化工工艺设计手册》，上海医药管理局编，化学工业出版社，2002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年指导教师签字基层教学单位主任签字燕山大学里仁学院化工专业课程设计燕山大学课程设计评审意见表指导教师评语：该生在课程设计工作期间态度（认真、较好、一般、较差）；工作（积极主动、较主动、不积极主动）。（能正确、基本能）提出设计方案；相关基础理论（扎实、较扎实、一般、较差）；（基本上、一般地、较好地、出色地）完成了课程设计任务书所规定的任务。同意参加答辩。设计成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。指导教师： 年月日评阅人评语：说明书书写质量（一般、较好、良好、优秀），逻辑性（一般、较强、强），概念（较清楚、清楚、准确），图表质量（一般、较好、很好），是一篇水平（一般、较好、好、优秀）的课程设计说明书。评阅成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。评阅人： 年月日答辩小组评语：在答辩过程中，该同学表述（清晰，较清晰，一般，较差），（基本地、一般地，较好地、圆满地）回答了教师所提出的问题。经答辩委员会评议，答辩成绩为（优秀、良好、中等、及格、不及格）。答辩小组成员签字：年月日课程设计总成绩：（优秀、良好、中等、及格、不及格）丙烯腈车间工艺设计摘要：设计丙烯腈的生产工艺流程，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对丙烯月青的工艺设计任务。丙烯青，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于一般有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸的危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为3.1%-17%(体积百分比)；沸点为77.3°C，闪点-5°C，自燃点为481C。丙烯青是石油化学工业的重要产品，用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维青纶)、丙烯青-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、苯乙烯塑料和丙烯酰胺(丙烯青水解产物)。另外，丙烯青醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯青在引发剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物一一聚丙烯青。聚丙烯青制成的青纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯青与丁二烯共聚生产的丁青橡胶具有良好的耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是现代工业最重要的橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法的优点如下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。工艺流程比较简单.经一步反应便可得到丙烯青产物。反应的副产物较少，副产物主要是氢氰酸和乙青，都可以回收利用.而且丙烯青成品纯度较高。丙烯氨氧化过程系放热反应，在热平衡上很有利。反应在常压或低压下进行，对设备无加压要求。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茸)的建设投资

丙烯睛工艺设计计算1•生产能力：4700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:3.1%6•设计裕量：6%7.年操作日300天丙烯睛工艺流程的确定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。温合器出口气体混合物进入反应器，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°C左右进人氨中和塔，在70〜80°C下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，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5〜10C的水吸收丙烯腈和其他副产物.水吸收塔塔底得到古丙烯腈约1.8%的丙烯腈水溶液,经换热器与氨中和塔出口气体换热，湿度升高后去精制工段。二物料衡算和热量衡算1・1小时生产能力接年工作日300天，丙烯腈损失率3.1%、设计裕量6%计算，年产量为4300吨/年，则每天每小时产量为吨/年，则每天每小时产量为:4700xl000xl.06x1.031300x24=713.39kg/h1.2反应器的物料衡算和热量街算（1）计算依据丙烯腈产量713.39kg/h，即13.46kmol/h原料组成（摩尔分数）丙烯85%，丙烷15%进反应器的原料配比（摩尔比）为CH:NH:O:HO——1:1.05:23:33 4 3 2 2D.反应后各产物的单程收率为物质丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈(ACN)丙烯醛（ACL）二氧化碳摩尔收率0.60.0650.070.0070.12操作压力进口0.203MPa，出口0162MPa反应器进口气体温度llO°C，反应温度470°C，出口气体温度360C（2）物料衡算

反应器进口原科气中各组分的流量CH13.46/(=62243=/ 9总0h3 62243CH x0.15=3.k92olh= 174kg6h/38 0.85NH322.4x31.=052b3.05h=/ 4k)g).hO222.4x32=35kLm5?9h=/ 16Z5g).hHO222.4x3=3 67m301h=/121k1g9hN51.%79=19%moih=/ 543k4g1h20.21B.反应器出口混合气中各组分的流量/丙烯腈 13.4k6mol/h713.19kg/h3乙腈 -x22.4X0.0=7km3o6h=/乂仗5/6/2丙烯醛22.4X30.0=)7k0m06h=/陰2hCO23x22.43x0.12=8.07kmol/h=355.29kg/CO2TOC\o"1-5"\h\zHCN 3x22. 4X3 0. 0^65 k3(317 h= / 1klg8. hCH 3.9kmo1/= 174.kgh\o"CurrentDocument"3 8N 194.08kmo1/h=5434.15kg/h2\o"CurrentDocument"3 9O 51.59-—x13.46-4.37-0.16-2.36- x8.072 2 3x2=12.41kmo1/h=396.96kg/hCH22.CH22.3 64.37中16一2•今13.46-8.07=3.09kmol/h=129.78kg/hNH 23.55-13.46-2.36-4.37=3h36 kghHO67.33米313.4<6+22.36+24.37+2=129.40kmol/h=2329.40kg/h(3)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的平均定压比热容浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量各物质25〜tC的平均比热容用。〜t°C的平均比热容代替，误差不大，因此，AH=(942.06xl.841+174.16x2.05+400.38x2.301+1650.85x0.941+5434.15x11.046+1211.92x1.883)(25-110)=-10.65x105kJ/hAH=-(13.46x103x512.5+2.36x103x362.3+4.37x103x315.1+0.16x103x2353.1+8.07x103x641)=—1.48x10?kJ/hAH=(129.78x2.929+174.16x3.347+57.12x2.929+396.96x1.046+5434.15x31.109+2329.20x2.092+713.39x2.029+96.56x2.10+118.09x1.724+9.20x2.172+355.29x1.213)(470-25)=6.56x106kJ/hAH=AH+AH+AH=—10.65x105—1.48x107+6.56x106=—9.31x106kJ/h2 3若热损失取ah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)x9.31x106=8.84x106kJ/h浓相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽(饱和温度143C)143C饱和蒸汽焓：i=2736kJ/kgsteam143C饱和水焓：i=601.2kJ/kgH2••• 产生的蒸汽量=8.84x106=4140.90kg/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0C气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为：Q=(129.78x2.929+174.16x3.347+57.12x2.929+396.96x1.046+5434.15x11.109+2329.20x2.092+96.56x2.10+118.09x1.724+9.20x2.172+x1.213)(470-0)=6.25x106kJ/h离开稀相段的气体带出热为:

Q=(129.78x2.678+174.16x3.013+57.12x2.636+396.96x1.004+5434.15x1.088+22329.20x2.088+713.39x1.874+96.56x1.933+118.09x1.64+9.20x1.966+x1.130)(360-0)=5.16x106kJ/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)2二(1-0.04)(6.25x106-5.16x106)二1.05x106kJ/h稀相段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：G=1.05x106=491.85kg/h2736—601.22.3空气饱和塔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°C，相对温度80%，空压机出口气体温度170°C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)0.0050.0080.00050.000299.986100E.塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O51.59Kmol/h即1650.88kg/h2N194.08Kmol/h即5434.15kg/h2HO67.33Kmol/h即1211.94kg/h2物料街算进塔空气量进塔干空气量=(51.59+194.08)=245.67mol/h=7084.89kg/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：0.022x7084.89=155.87kg/h进塔热水量气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为:245.67x22.4x=22.57m3/h273245.67x22.4x=22.57m3/hx x 273 0.263 152.4塔顶喷淋液105C的密度为958kg/m3，因此进塔水的质量流量为:燕山大学里仁学院化工专业课程设计22.57x958=21620.98kg/h出塔湿空气量出塔气体中的O、N、HO的量与反应器人口气体相同，因而22O51.59Kmol/h即1650.88kg/h2N194.08Kmol/h即5434.15kg/h2HO67.33Kmol/h即1211.94kg/h2出塔液量塔内水蒸发量二1211.94-155.87二1056.07kg/h:. 出塔液流量二21620.98-1056.07二20564.91kg/h热衡算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%=21.5%67.33+194.08+51.59根据分压定律.蒸汽的实际分压为：p=yp=0.215x0.243=0.05225MPa色。 ho因饱和度为0.81,.所以饱和蒸汽分压应为：0.05225/0.81=0.0645MPa=64500Pa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90°C.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，lO5°C。由热衡算求出塔热水温度t 热衡算基准：0°C气态空气，0°C液态水。170°C进塔空气带人热量Q，1170C蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~l70°C的平均比热容cp二1.004kJ/(kg•K)Q二(1650.88+5434.15)x1.004(170-0)+(155.87x2773.3)二1.642x106kJ/h1出塔湿空气带出热量Q290C蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取cp二1.004kJ/(kg•K)Q二(1650.88+5434.15)x1.004(90-0)+(1211.94x2660)二3.864x106kJ/h105°C入塔喷淋液带入热量Q3Q二21620.98x4.184(105-0)二0.950x107kJ/h3求出塔热水温度t 出塔热水带出热量用Q表示，则4Q二20564.91x4.184t二86043.6.1t4热损失按5%，则Q—0.05(1.642x1°6+9.937x106)=5.79x105kJ/h八' 损热平衡方程Q+Q—Q+Q+Q1 3 2 4损代人数据，1.642x106+0.950x107—3.864x106+86043.6t+5.79x105解得 T=77.86C因此，出塔热水温度为77.86C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)68.530.030.020.0160.530.90100进塔气温度180C，出塔气温度76C，新鲜硫酸吸收剂温度30C塔顶压力0.122MPa,塔底压力0.142MPa。(2)物料衡算A.排出的废液量及其组成进塔气中含有57.12kg/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)SO2 4 42 4(NH4)2SO4的生成量，即需要连续排出的(NH4)2SO4流量为:57.12x13257.12x1322x17—221.76kg/h塔底排出液中,(NH4)2SO4的含量为30・9%(W七)，因此，排放的废液量为:221.76/0.309—717.67排放的废液中•各组分的量：燕山大学里仁学院化工专业课程设计HO 717.67x0.6853=491.82kg/h2AN 717.67x0.0003=0.2153kg/hACN 717.67x0.0002=0.1435kg/hHCN717.67x0.00016=0.1148kg/hHSO717.67x0.005=3.588kg/hTOC\o"1-5"\h\z4(NH)SO 717.67x0.309=221.8kg/h2 4需补充的新鲜吸收剂(93%HSO)的量为：2 4( 98)717.67x0.005+57.12x /0.93二180.89kg/hJ 17x2丿出塔气体中各组分的量CH 129.78kg/h6CH 174.16kg/h3 8O 396.96kg/h2N 5434.15kg/h2AN 713.39-0.2=713.19kg/hACN 96.56-0.13=96.43kg/hACL 9.20kg/hHCN118.09-0.11=117.98kg/hCO 355.29kg/h2HO 2329.20+180.89x0.07-491.82=1850.04kg/h2(3)热衡算出塔气体温度塔顶气体中实际蒸汽分压为p=yp=0.3053x0.122=0.0373MPaH2O H2O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°二0.0373/0.98二0.03801MPaH2309入塔喷淋液的硫酸铵含量为100x =45g(NH)SO/100gHO，已知硫酸铵上68.53 42 4 2方的饱和蒸汽压如表。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和P的值，内插得到出塔气的温度为76°CH2入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6C,故为70C塔釜排出液温度温度ff含---量404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109入塔气蒸汽分压P 二yp二0.3449x0.142二0.05Mpa，在釜液(NH)SO.含TOC\o"1-5"\h\z6° 6° 424量［45g(NH)SO/100gHO］下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.05Mpa时的釜液温2 4 2度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.5°C，设塔釜液温度比饱

和温度低2.5C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/100gH°］，所以釜液温度控制81C42 4 2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103的虚线方框列热平衡方程得Q+Q+Q+Q+Q+Q二Q+Q+Q1 3 4 5 6 8 2 7 9入塔气体带入热Q1入塔气体带入热量Q二2.53x106kJ/h1出塔气体带出热Q2各组分在0〜76C的平均比热容的值如下组分CH3 6CH3 8°2N2H°2ANHCNACNACLCO2CP1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q=(129.78x1.715+174.16x1.966+396.96x0.9414+5434.15x1.046+1850.04x21.883+713.19x1.374+96.43x1.406+117.98x1.393+9.20x1.343+x0.921)(76-0)=8.91x105kJ/h蒸汽在塔内冷凝放热Q3蒸汽在塔内的冷凝量二进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽=2329.20-1850.04=479.16kg/h蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kgQ二479.16x2246.6二10.76x105kJ/h3有机物冷凝放热Q4AN的冷凝量0.2153kg/h.其冷凝热为615kJ/kgACN的冷凝量0.1435kg/h.其冷凝热为728kJ/kgHCN的冷凝量0.1148kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kgQ二0.2153x615+0.1435x728+0.1148x878.6二337.74kJ/h4◎氨中和放热Q5；每生成lmol硫酸铵放热273.8kJQ5沁Q5沁0x100°x273.81324.60x105kJ/h(f)硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749kJ/kgQ二749x180.89二1.35x105kJ/h6(g)塔釜排放的废液带出热量Q74918222780塔釜排放的废液中，HO与(NH)SO的摩尔比为 / ，查氮肥设计2 42 4 18 132手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为3.347kJ/(kg•K)。Q二717.67x3.347(80-0)二1.92x105kJ/h7(h)新鲜吸收剂带入热Q830OC>93%HSO的比热容为1.603kJ/(kg•K)。2 4Q二180.89x1.603(30-0)二8699.00kJ/h求循环冷却器热负荷Q9因操作温度不高，忽略热损失。把有关数据代入热平衡方程：2.53x106+10.76x105+337.74+4.60x105+1.35x105+8699.00二4.60x105+1.92x105+Q9解得Q=3.12x106kJ/h9(J)循环冷却器的冷却水用量W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二一.—6二1.864x105kg/h=186.4t/h4.184(36-32)求循环液量m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3.364kJ/(kg•K)。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:mx3.368t+9267=(m+192.7)x3.364x70 (1)对循环冷却器列热平衡得：mx3.347x81-mx3.368t=Q=3.56x106 (2)9联解式(1联解式(1)和(2)得m=88204kg/ht=70.1OC换热器物料衡算和热量衡算计算依据进口气体76C，组成和流量与氨中和塔出口气相同出口气体温度40°C，操作压力115.5kPa。物料衡算 出口气体温度40C,40C饱和蒸汽压力为po=55.32mmHg=7.375kPa设出口气体中含有Xkmol/h的蒸汽，根据分压定律有：x371.36—102.78+x x115.5=7.375371.36—102.78+x解得x=15.11kmol/h=271.99kg/h••• 蒸汽的冷凝量为1850.04-271.99=1578.05kg/h因此得到换热器气体方（壳方）的物料平衡如下热衡算换热器入口气体带入热Q(等于氨中和塔出口气体带出热)1Q=8.91x105kJ/h1蒸汽冷凝放出热Q:240°C水汽化热为2401lkJ/kEQ=1578.05x2401.1=3.79x106kJ/h2c.冷凝液带出热Q3Q=1578.05x4.184(40-0)=2.64x105kJ/h3出口气体带出热Q;4出口气体各组分在0〜40C的平均摩尔热容为组分CH3 6CH3 8O2N2HO2ANACNHCNACLCO2Cp61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q=(3.09x61.92+3.96x72.38+12.41x29.46+194.08x29.29+15.11x36.75+13.46x463.35+2.36x52.09+4.37x62.76+0.16x65.61+8.07x38.66)(40-0)=3.46x105kJ/h热衡算求换热器热负荷Q5平衡方程：Q+Q=Q+Q+Q1 2 3 4 5代入数据求得：Q二4.07x106kJ/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40°C，压力112Kpa。出塔气温度10°C，压力lOlKpa入塔吸收液温度5C出塔AN溶液中含AN1.8%(wt)物料衡算进塔物料(包括气体和凝水)的组成和流量与换热器出口相同出塔干气含有CH3.09kmol/h(129.78kg/h)、CH3.96kmol/h(174.16kg/h)、3 6 3 8O12.41kmol/h(396・96kg/h)、N194・08kmol/h(5434.15kg/h)、22CO8.07kmol/h(355.25kg/h)210C水的饱和蒸汽压pp二1228Pa,，总压为101325PaH2出塔器中干气总量=3.09+3.96+12.41+194.08+8.07=221.61kmol/h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：1228x221.61=2.72kmol/h=48.94kg/h101325-1228出塔气总量为：129.78+174.16+396.96+5434.15+355.25=6490.90kg/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758.8kg/h,因此，出塔AN溶液总量为713.39/0.018=39632.78kg/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-入塔气量-凝水量二39632.78+6490.90-8173.99-1578.05二36371.64kg/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溶液中的水二塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水=36371.64+271.99+1578.05-48.94=38270.62kg/h

E水吸收塔平衡如下:检验前面关于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性因系统压力小于IMpa，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。二Ex或p二Ex。l ll iii塔底排出液的温度为15°C(见后面的热衡算)查得15C时ACN、HCN、ACl.和AN的亨利系数E值为ACN E=4atm-405.3kPaHCNE-18atm-1824kPaACLE-3333mHg-444.4kPaANE-8atm-810kPa(a)AN塔底P—0.052x112-5.82kPa、 AN•*ANEAN•*ANEAN將°.0072从以上计算可看出，X-0.006203<x。，可见溶液未达饱和。AN AN(b)丙烯醛ACLp -0.000606x112-0.068kPaACLP 0.068cccccx*—ac^— —0.0002aclE 444.4ACL塔底ACL。含量x -0.0000723<x*，溶液未达饱和。ACL ACL(c)乙腈ACNp -0.009x112-1.016kPaACNp 1.016门cccrx* —acn— —0.0025acnE 405.3ACN塔底A塔底ACN含量xacn-0.00108<xAcN，溶液未达饱和。(d)氢氰酸HCNp =0.017x112二1.892kPaHCNx*=匕CN=匚89=0.0010HCN 4HCN塔底HCN含量x=0.00202>x*' HCN HCN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。热量衡算A.入塔气带入热Q。1各组分在0〜40°C的平均摩尔热容如下组分CH3 6CH3 8O2N2HO2ANACNHCNACLCO2CP61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q=(3.09x61.92+3.96x72.38+12.41x29.46+194.08x29.29+15.11x36.75+13.46x163.35+2.36x52.09+4.37x62.76+0.16x65.61+8.07x38.66)(40-0)=3.47x105kJ/H入塔凝水带人热Q:2Q=1578.05x4.184(40-0)=2.64x105kJ/H2c.出塔气带出热Q。3Q=(3.09x61.92+3.96x72.38+12.41x29.46+194.08x29.29+32.72x36.75+8.07x38.66)(10-0)=6.94x104kJ/H吸收水带入热Q4Q=36371.64x4.184(5-0)=7.61x105kJ/h4出塔AN溶液带出热Q5AN溶液中各组分的液体摩尔热容如下组分HO2ANACNHCNACLCp75.3121.1107.371.55123.8Q二(2126.15x75.3+13.46x121.1+2.35x107.3+4.37x71.55+0.16x123.8)t5二162313.71水冷凝放热Q6水冷凝量=271.99-48.94=223.05kg/h水的冷凝热为2256kJ/kg故Q二225.36x2256二5.03x105kJ/h6AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热Q7溶解热二冷凝放热+液-液互溶放热二冷凝热AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热数据如下组分ANACNACLHCNCp610.9765.7493.7937.2Q二713.19x610.9+96.43x765.7+9.20x493.7+117.98x937.27=6.25x105kJ/hH.热衡算求出塔液温度t热平衡方程 Q+Q+Q+Q+Q=Q+Q:1 2 4 6 7 3 5代人数据得：3.47x105+2.64x105+7.61x105+5.03x105+6.25x105二6.94x104+162313.71解得 t=15.0°C2.7空气水饱和塔釜液槽计算依据进、出口物料关系和各股物料的流量和温度如图10.4所示。图中，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定。物料衡算乙腈解吸塔釜液入槽量=56650-21620.78=35029.02kg/h空气饱和塔塔底液入槽量=20564.91-8500=12064.91kg/h入槽软水量xkg/h出料；去水吸收塔液体量36371.64kg/h去萃取解吸塔液体量l5000kg/h作釜液槽的总质量平衡得35029.02+12064.91+x=36371.64+15000解得 x=4277.71kg/h热量衡算入槽乙腈解吸塔釜液带入热Q。1Q=35029.01x4.184(105-0)=1.54x107kJ/h1入槽软水带入热Q。2Q=4277.71x4.184(30-0)=5.369x105kJ/h2c.空气饱和塔塔底液带入热Q,3Q=12064.91x4.184(93.94-0)=4.74x106kJ/h3去吸收塔液体带出热Q4Q=36371.64x4.184(t-0)=152178・94tkJ/h4去萃取解吸塔液体带出热Q5Q=15000x4.184(t-0)=62760tkJ/h5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(Q+Q+Q)=Q+Q1 2 3 4 5代人数据：0・95(1.54x107+5.369x105+4.74x106)=(152178.94+62760)t解得 t=91.39°C2.8丙烯蒸发器热量衡算计算依据 蒸发压力0.405MPa；加热剂用0C的冷冻盐水，冷冻盐水出口温度燕山大学里仁学院化工专业课程设计-2°C;丙烯蒸发量l002.3kg/h。有关数据0.405MPa下丙烯的沸点为-13C，汽化热410kJ/kz0405MPa下丙烷的沸点为-5C，汽化热376.6kJ/kg(3)热衡算求丙烯蒸发器的热负荷和冷冻盐水用量丙烯蒸发吸收的热QiQ二942.06x410二3.86x105kJ/hi丙烷蒸发吸收的热Q2。Q二174.16x376.6二6.56x104kJ/h2丙烯蒸发器的热血荷Q冷损失按10%考虑Q二1.1(3.86x105+6.56x104)二4.97x105kJ/h冷冻盐水用量平均温度(-1C)下，冷冻盐水比热容为3.47kJ/(kg・K)冷冻盐水用量为4.97x4.97x1053.47[0-(-2)]二71577.5kg/h2.9丙烯过热器热量衡算计算依据 丙烯进口温度T3C，出口温度65C。用0.405MPa蒸汽为加热剂。热衡算 求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量丙烯气的比热容为l.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Q二1.1(942.06x1.464+174.16x1.715)[65-(-13)]二1.44x105kJ/h加热蒸汽量为1.44x1.44x1052138=67.35kg/h.上式中2138kJ/kg是0.405MPa蒸汽的冷凝热。2.10氨蒸发器热量衡算(1)计算依据A.蒸发压力0.405MPa。

燕山大学里仁学院化工专业课程设计加热剂用0.405MPa饱和蒸汽。冷凝热为2138kJ/kg。有关数据0.405MPa下氨的蒸发温度为-7C,汽化热为l276kj/kg。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二400.38x1276x1.1二5.62x105kJ/h5.62x105加热蒸汽量为W= 2138 =262.85kg"2.11气氨过热器计算依据气氨进口温度-7°C，出口温度65°C。用0.405MPa蒸汽为加热剂。气氨流量366.36kg/h。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Q二400.38x2.218[65-(-7)]x1.1二7.03x104kJ/h加热蒸汽用量为w7.03w7.03x104W=2138=32.90kg/h2.12混合器计算依据 气氨进口温度65C.流量366.36kg/h。丙烯气进口温度65C，流量942.06kg/h，丙烷气进口温度65C，流量174.16kg/h。出口混合气温度110°C。湿空气来自空气加热器热衡算求进口温空气的温度t 以0°C为热衡算基准。CH、C3H8、NH3，在0〜65C的平均比热容如下表组分CH3 6CH3 8NH3Cp1.5691.822.197气态丙烯、丙烷带入热Q.1Q=(942.06x1.569+174.16x1.82)(65-0)=1.17x105kJ/hB.气态氨带入热Q2Q二400.38x2.197(65-0)二5.72x104kJ/h2c.温空气带入热Q3N、O和蒸汽0〜136°C的平均比热容分别为1.046kJ/(kg•K)、1.841kJ/(kg•K)和221.925kJ/(kg•K)Q二(5434.15x1.046+1650.85x1.841+1211.92x1.925)(t-0)3二11056.28tkJ/h混合器出口气体带出热Q4Q二(942.06x1.569+174.16x1.82+400.38x2.197+5434.15x1.046+41650.85x1.841+1211.92x1.925)(110-0)二1.51x106kJ/h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(Q+Q+Q)=Q1 2 3 4代入数据：0.9(1.17x105+5.72x104+11056.28t)=1.51x106解得t=136.03C2.13空气加热器的热量衡算(1)计算依据入口空气温度90C，出口空气温度136C。空气的流量和组成如下。组分氧氮水合计Kg/h1756.45781.51288.68826.5⑵热衡算 求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量 N2、O2和蒸汽90〜136C的平均比热容分别为1.046kJ/(kg•K)、1.84kJ/(kg•K)和1.925kJ/(kg•K)。热损失按10%考虑，空气加热器的热负荷为Q二(5434.15x1.046+1650.85x1.841+1211.92x1.925)(136-90)x1.1=5.59x105kJ/h用0.608MPa的蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2C，冷凝热为2066kJ/kg，加热蒸汽用量为W=5.59X105=270.79kg/h2066三主要设备的工艺计算3.1空气饱和塔(1)计算依据A.进塔空气的组成和流量组分氧氮水合计Kmol/h51.59194.088.66254.33Kg/h1650.855434.15155.877240.87B.出塔温空气的组成和流量组分氧氮水合计Kmol/h51.59194.0867.33313.00Kg/h1650.855434.151211.948296.94塔顶喷淋液量21620.98kg/h，温度105°C。塔底排出液量20564.91kg/h,温度93.9C。塔底压力0.263MPa,塔顶压力0.243MPa。人塔气温度170C，出塔气温度90C。填料用①50x50x4.5陶瓷拉西环(乱堆)。(2)塔径的确定根据拉西环的泛点速度计算公式W2lg[F

gW2lg[F

g'a'fp)G工3丿3丿p0.2]=0.022—1.75LPG

PL丿(A)塔顶处PgPg=31300J號900.1013=2.135kg/m32730.243P=958kg/m3Lp=0.282mPa•SG=8296.94kg/hLG=8296.94kg/hL=21620.98kg/h把数据代人(A)式w=1.725m/sF燕山大学里仁学院化工专业课程设计泛点率取75%，则气体空塔速度为 w=0.75x1.728=1.294m/s出塔操作条件下的气量：273+9001013V=313.00x22.4x-x =3886.33m3/h=1.080m3/s273 0.243=1.03=1.03m塔底处7240.87232.72x22.47240.87232.72x22.4x273-900.1013x273 0.243=2.293kg/m3P=975kg/m3L卩=0.38mPa•SLL=20564.91kg/h G=7240.87kg/h把数据代入(A)式解得w=1.705m/sF气体空塔速度为 w=0.75<1.70=5 1m2%9人塔气在操作条件下的气量：273-17001013V=254.33x22.4x-x =3853.81m3/h=1.070m3/s=1.04m273 0.243=1.04m塔径应为:取塔径为：1.2m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使出塔气体中蒸汽含量达到要求。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，以减少朽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1lm3.2水吸收塔(1)计算依据A.进塔气体流量和组成组分CH3 6CH3 8O2N2HO2合计kmol/h3.093.9612.41194.0815.11Kg/h129.78174.16396.95434.15271.99

6组分ANACNACLHCNCO2kmol/h13.462.350.164.378.07257.06Kg/h713.1996.439.20117.98355.297699.1B.出塔气体流量和组成组分CH3 6CH3 8O2N2HO2CO2AN合计kmol/h3.093.9612.41194.0815.118.07少量236.7Kg/h129.78174.16396.965434.15271.99355.29少量6762.3随入塔气进入的凝水1578.05kg/h塔顶喷淋液量36371.64kg/h,含AN0.005%(wt),温度51。塔底排出液量39632.78kg/h,温度15.91。塔底压力ll2kPa，塔顶压力101kPa。入塔气温度40r，出塔气温度10°C,出塔气体中AN含量不大于0.055%(wt)。h.填料用250Y型塑料孔板波纹填料。(2)塔径的确定 塑料孔板渡纹填料的泛点气速计算公式为lg[卩0.2]二0.291—lg[卩0.2]二0.291—1.563L(L\/4(A)按塔底情况计算WF7699.13236.4x22.4x273+40101.3x273 112=1.402kg/m3P=997kg/m3L卩=1.154mPa•SLG=7699.13kg/h£G=7699.13kg/h£=0.97a=240m2/m3把数据代人(A)式解得 w=2.21m/sF空塔气速为(泛点率取70%)

w=0.7x2.21=1.544m/sF燕山大学里仁学院化工专业课程设计气体在操作条件下的流量为1.664m3/sV=257.04x22.4x273+40x1013=5989.73m3/h1.664m3/s273 112塔径应为:d二1664 二1.08m塔径应为:0.785x1.830取塔径为:(3)填料高度1.2m液体的喷淋密度U=36371.64/999.8=30m3取塔径为:(3)填料高度1.2m液体的喷淋密度U=36371.64/999.8=30m3/(m2/h)0.785x1.22塑料孔板液纹填料250Y的液相传质单元高度H:OL当U=20m3/(m2•h)时，25°C下的H为0.187mOLU二40m3/(m2•h)时，25C下的H为0.225mOL内插得到U=30m3/(m2•h)时,25C下的H为0.206mOL(H)二(H)•e0.0234(t—25)

OLi塔内液体的平均沮度为(5+15.9)/2=10.45COL25OCH =0.206/e0.0234(10.45-25)=0.29OL液相传质单元数计算式如下z X—XN= 12—OL (X*—X)—(X*—X)1122—塔底 1nX*—Xlg+ 1X*—X2 213.46X1_2146.5—13.46—6.31x10E二810kPa1P=112kPa—=°.°52x112二0.0072E 81010.0072=0.00731—0.0072塔顶—1.698x10-5▽塔顶—1.698x10-5.X——2 (100-0.005)/18E—506.6kPa2

P—1013kPa出口气体中含有AN不小于0.055%(wt),因此p—5.5x10-4x101.3—0.055ANX*— —0055—1.095x10-42E506.62NOLX—NOLX—X 1 2 (X*—X)-(X*—X)1 12 2—nX*-XIn1 1X*-X2 26.24x10-3-Wx10-5 —16.4(0.0073-0.00624)-(1.095x10-4-1.698x10-5)ln0.°073-O.O。6241.095x10-4-1.698x10-5•: 填料高度为 Z—N•H—16.42x0.29—4.8m八 OL OL取填料高度为：7m3.3丙烯蒸发器计算依据丙烯在管外蒸发，蒸发压力0.405MPa,蒸发温度-131,管内用0°C的冷冻盐水(17.5%NaOH水溶液)与丙烯换热，冷冻盐水出口温度-2C。丙烯蒸发量942.06kg/h，冷冻盐水用量71577.5kg/h。丙烯蒸发器热负荷4.13x105kJ/h丙烯蒸发器换热面积A.总传热系数(a)管内给热系数a。1蒸发器内安装038x3.5的U型钢管80根。冷冻盐水平均温度-1C•此温度下的有关物性数据如下；

燕山大学里仁学院化工专业课程设计卩=2.485x10-3kg/燕山大学里仁学院化工专业课程设计卩=2.485x10-3kg/(m•s)九=0.545W/(m•K)=0.545J/(m•K•s)C=.0473kJ/(kg•K)=3.473x103J/(kg•K)pp=1130.8kg/m3冷冻盐水流速为71577.5 门“ /卩= =0.291m/s1130.8x3600x80x0.785(0.038-2x0.0035)2厂(0.038-2x0.0035)x0.291x1130Re=2.485x10-3=4107<10000，过渡流Pr=3.473x103x2.485x10-30.545=15.8W76m5•K/( )⑹管外液态丙烯沸腾给热系数取Q=2326W/(m2•K)2(c)总传热系数 冷冻盐水方污垢热阻取0.264x10-3m2•K/W，丙烯蒸发侧污垢热阻取0.176x10-3m2•K/W，钢管导热系数45W/(m•K)。1 +-^+0.0035+0.264x10-3+0.176x10-3676.5 2326 45K=410W/(m2•K)传热平均温差 热端温差0(-13)=13°C，冷端温差-2—(—13)=11°C,传热平均温差为At=(13+11)/2=12OCm换热面积热负荷 Q=5.287x105kK/h=1.469x105J/s换热面积为A®xA®x105410x12=30m2取安全系数1.2，则换热面积为36m23.4 循环冷却器计算依据管内循环液流量88204kg/h。进口沮度81°C，出口温度70.1°C。管外冷却剂为循环水，进口温度32C，出口温度36C，循环水流量为186400kg/h热负荷为3.07xl06kj/h.计算换热面积初选GH90-105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=40mmA.总传热系数(a)管内循环液侧的给热系数Q1P=1140kg/m3平均流体温度t二(81+70.1)/P=1140kg/m3卩=0.85x10-3kg/(m•s)C二3.305kJ/(kg•K)二3.305x103J/(kg•K)p九=0.547W/(m•K)=0.547J/(m•K•s)管内流体的流速为=0.136m/s88204=0.136m/s1140x3600x417x0.785(0.022)2Re==4003<100000.022x0.136x1140Re==4003<100000.85x10-3Pr==5.1363.305x103x0.85x10-3Pr==5.1360.547a=0.023-Re0.8Pr0.4[11 d Re1.8a=682.4W/(m2•K)1(b)壳程(循环水侧)的给热系数a2循环水平均温度(32+36)/2=34°C,34°C水的物性数据为卩=0.7371x10-3kg/(m•s)P=994kg/m3卩=0.7371x10-3kg/(m•s)P=994kg/m3Pr=5.18正三角形排列时，当量直径d的计算公式为de i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二hD(1-d0/1)已知t=40mm，d=32mm，h=374mm,D=888mm.0代人数据得VJ]12-d22 40丿丿二0.02316mS二hD(1-d/1)0.347x0.888(1-0.032/0.04)二0.0664m20管外流体的流速为186400U_994x3600x0.0664_0.784m/sRe=坯=。血316x0・784x994=241110.7371x10-3Re值在2000〜1000000范围内可用下式计算给热系数X

a=0.36Re0.55Pr0.33de、0.14代入数据得Xa=0.36 Re0.55Pr0.332de、0.14二4297W/(m2•K)(c)总传热系数石墨的导热系数X=38.4W/(m•K)，石墨管壁厚5mm，(c)总传热系数却水侧污垢热阻0.6x10-3m2•K/W，循环液侧污垢热阻0.2x10-3m2•K/W。代人数据求K：L+丄x22+鹽x22+0.6x10-3+0.2x10-4K690.4 429732 38.4 27K二417W/(m2・K)B.对数平均温差(81-36)-(70.1-32)=厶皿七At=mInS70-32C.换热面积热负荷Q二3.07x105kJ/h二852777J/s换热面积为彳852777初cA= =49.5m2416x41.4取安全系数1.2则换热面积为60m2。因此，选GH90—105-1型石墨换热器，其换热面积已足够。3.5 氨蒸发器(1)计算依据氨蒸发压力0.405MPa,蒸发温度-7°C。加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143C。C.热负荷5.14x105kJ/h=1.428x105J/s(2)计算换热面积A.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2000W/(m2•K)，不锈钢导热系数45W/(m•K)，管壁厚4mm,两侧污垢热阻取0.2x10-3m2•K/W代人数据求K：11++800020000004+0.2x10-3+0.2x10-345K=898W/(m2•K)B.平均温度差At=143-(-7)=150OCmC.换热面积氨蒸发器热负荷为1.428x105J/sA=I'428"°5898xl50=1.06m2取换热面积为：2.0m2氨气过热器计算依据进口气氯温度-代•出口气氨温度65°C。加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143C。热负荷6.44x104kJ/h=17889J/s计算换热面积A.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35W/(m•K)B.平均温度差 冷端温差为143-(-7)=150C，热端温差为l43-65=78C。C.换热面积换热面积为At=150二8-110OCm丫150ln78热负荷为17889J/sa17889A二 一4.65m235x110取安全系数1.2，则换热面积为5.58m2:，选浮头式热交换器3BFT325-4.0-10-厉-21型，换热面积10.5m2，符合要求。丙烯过热器(1)计算依据进口气体温度一13C，出口气体温度65C。加热剂为0.405MPa蒸汽，温度143C。热负荷1.317x105kJ/h=36583J/s•(2)计算换热面积A.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35W/(m•K)燕山大学里仁学院化工专业课程设计B.平均温度差 冷端温差为143-(-7)=150°C，热端温差为143-65=78°C。At=1561~78=112.5°Cm156lnC.换热面积换热面积为78C.换热面积换热面积为热负荷为36583J/s取安全系数1.2,则换热面积为12m2:,选浮头式热交换器取安全系数BFT426-4.0-20-干—2I型，换热面积25.6m2，符合要求。空气加热器(1)计算依据A.空气走管内，加热蒸汽走管间。B.进口气体温度90C，出口气体温度136°C，气体进口压力0.243MPa,气体的流量和组成如下：组分氧氮水合计Kg/h1650.855434.151211.948296.94Kmol/h51.59194.0867.33313.00C.加热蒸汽为0.608MPa(对应的饱和温度为164.2C)，流量为288kg/h。热负荷为5.119x1°5kJ/h即1.422x105J/s3(2)计算换热面积 初选BFT700-1.6-800----2II浮头式换热器一台，换热器有025x3.5的管子268根。A.总传热系数(a)管内(空气一侧)的给热系数Q，管内气体的平均温度