《丙烯腈生产工艺计算的案例综述》7700字

丙烯腈生产工艺计算的案例综述目录TOC\o"1-2"\h\u26596丙烯腈生产工艺计算的案例综述 1245011.1小时生产能力 287201.2反应器的物料衡算和热量衡算 226246（1）计算依据 27102（2）物料衡算 317594（3）能量衡算 516011进入稀相段的气体带热为 6181061.3废热锅炉 74469（1）计算依据 731458（2）热量衡算 7182881.4空气饱和塔 822067（1）计算依据 824535（2）物料衡算 810126（3）热量衡算 1020271a.空气饱和塔出口气体温度 1056121.5氨中和塔物料衡算和热量衡算 116919（1）计算依据 112348（2）物料衡算 1227149b.出塔气体中各组分的量 136761（3）热量衡算 1320873(c)蒸汽在塔内冷凝放热Q3 14204781.6换热器物料衡算和热量衡算 1613269（1）计算依据 1619099（2）物料衡算 1624473（3）热量衡算 17297251.7水吸收塔物料衡算和热量衡算 1724010（1）计算依据 171540（2）物料衡算 183265（3）热量衡算 18114531.11气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为 1822753b.入塔凝水带入热Q2 19302361.8空气饱和塔 2010154（1）计算依据 2027826（2）物料衡算 2028717（3）热量衡算 2138261.9丙烯蒸发器热量衡算 215171（1）计算依据 212100（2）有关资料 2126523（3）丙烯蒸发器的热负荷 217901.10丙烯过滤器热量衡算 22327041.11氨蒸发器热量衡算 2226591（1）计算依据: 2229407（2）冷损失按0.1考虑，氨蒸发器的热负荷Q； 22119591.12气氨过热器 2312244（1）计算依据 2327901（2）气氨过热器的热负荷为： 236318（3）加热蒸汽用量为 23158811.13混合器 237907（1）气氨进口温度65℃，流量511kg/h; 2327400（2）热量衡算求进口湿空气以0℃为热衡算基准时的温度是t。 23220621.14空气加热器热量衡算 244841（1）计算依据 2423393参考文献 251.1小时生产能力设置每年工作日时间为300天，丙烯腈的年产量原料损失设计补偿利用率3%和每年小时设计平均原料裕量6%，年产量为20万吨，那么每小时的平均原料量是：1.2反应器的物料衡算和热量衡算计算依据a.丙烯腈产量大约为30327.78kg/h，即572.22kmol/hb.选择丙烷丙烯摩尔分数比为15:85c.原料摩尔比为：Cd.反应后各产物的单程收率为：表1.1反应后各产物单程收率物质丙烯腈氰化氢乙腈丙烯醛二氧化碳摩尔收率/%0.60.0650.070.0070.12e.操作压力：进口0.023MPa，出口0.162MPaf.进入流化床的气体需要预热到110℃，反应温度为470℃左右，从流化床反应器出来的气体进去换热器降温到360℃。物料衡算a.反应器进口原料气中各组分的流量v=Nb.反应器出口原料气中各组分的流量AN（丙烯腈）：572.22kmol/h=30327.78kg/hACN（乙腈）：951.7×3ACL（丙烯醛）：951.7×0.07=66.76kmol/h=3742.57kg/h二氧化碳：951.7×3×0.12=343.33kmol/h=15106.52kg/hHCN：951.7×3×0.065=185.97kmol/h=5021.19kg/h丙烷：168.3kmol/h=7405.2kg/hN2OC3NHC.反应器物料平衡表如表1.2组分反应器进口反应器出口kmol/hkg/h%（mol）%(wt)kmol/hkg/h%（mol）%(wt)C3H6951.740055.46.209.6071.533004.260.450.72C3H8168.37405.21.091.77168.37405.21.061.77NH31001.3917021.636.494.08141.062432.020.900.60O22191.5170192.3214.2016.83467.3214954.242.931.58N28251.78231049.8451.4855.388251.78231049.8451.8055.37H2O2861.151499.818.5412.345560.07100081.2634.9021.98AN0000572.2230327.781.597.28ACN0000100.144105.740.630.98HCN0000185.975021.191.171.20ACL000066.763742.570.410.90CO20000341.3315106.522.161.62合计15429.78417226.1910010015930.48417230.62100100表1.2反应器物料平衡表能量衡算各物质0-470℃的平均定压比热容如下：物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO20-110℃1.8412.052.3010.9411.0461.8830-360℃2.6781.0132.6361.0011.0882.0081.8741.6401.9331.9661.1300-470℃2.9291.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213表1.3各物质0-470℃的平均定压比热容Cpa.流化床内换热装置的热负荷以及浓相段的热量平衡计算假设如下热力学途径470℃，浓相段出口混合1470℃，浓相段出口混合110℃，反应器入口混合∆H∆H∆H1∆H1∆H3∆H∆H225℃，浓相段出口混合口混合2525℃，浓相段出口混合口混合25℃，反应器入口混合图1.1流化床反应器热力学途径用0-t℃的平均比热容代替各物质25-t℃的平均比热容，误差忽略不计，因此，根据∆H=Cpm∆T得：∆H1=(40055.4×1.841+7405.2×2.05+17021.63×2.301+70192.32×0.941+51499.8×1.046+231049.84×1.883)×（25-110）=-5.81×107kJ/h∆H2=-(572.22×103×512.5+100.14×103×362.3+185.97×103×315.1+66.76×103×351.1+341.33×103×641)=-6.3×108kJ/h∆H3=3004.26×2.929+7405.2×1.347+2432.02×2.939+14954.24×1.046+231049.84×1.109+100081.26×2.092+30327.78×2.029+4105.74×2.10+5021.19×1.724+3742.57×2.172+15106.52×1.213=6.27×10∆H=∆H1+∆H2+∆H3=－5.81×107－6.3×108+6.27×105=－6.87×108kJ/h取热损失取∆H的5%，则浓相段换热装置的热负荷为：Q=(1-0.05)×6.87×108=6.53×108kJ/h饱和温度为143℃时饱和蒸汽的压力为0.405MPa；1饱和蒸汽焓i143℃=2736kJ/kg；饱和水焓iH2O143℃=601.2kJ/kg；所以产生的蒸汽量=6.53×108/（2736-601.2）=1.06×105kg/hb.热量平衡计算的基准取0℃气体时，求换热设备的热负荷和蒸汽量。进入稀相段的气体带热为根据Q=Cpm∆T得：Q1=(3004.26×2.929+7405.2×1.347+2432.02×2.939+14954.24×1.046+231049.84×1.109+100081.26×2.092+30327.78×2.029+4105.74×2.10+5021.19×1.724+3742.57×2.172+15106.52×1.213)×(470-0)=2.95×108kJ/hQ2为气体离开稀相段带走的热量Q2=(3004.26×2.929+7405.2×1.347+2432.02×2.939+14954.24×1.046+231049.84×1.109+100081.26×2.092+30327.78×2.029+4105.74×2.10+5021.19×1.724+3742.57×2.172+15106.52×1.213)×(360-0)=2.26×108kJ/h热能量损失4%,稀相段热负荷为：Q3=(1-0.04)(Q1-Q2)=(1-0.04)(2.95×108-2.26×108)=6.62×107kJ/h稀相段换热饱和度及换热量的蒸汽控制装置公式可以设计产生0.405MPa的最高换热饱和度及换热量的蒸汽量可用公式表示为：Gm=m×Cp×∆tHG=6.62×107/(2736-601.2)=31009.93kJ/h1.3废热锅炉（1）计算依据a.反应器的出口气为此设备进口气；b.入口气体温度360℃，压力0.162MPa；c.出口气体温度180℃，压力0.152MPa；d.废热锅炉产生0.405MPa的饱和蒸汽；（2）热量衡算以0℃的气体作为衡算基准，各种化学物质之间在0～180℃平均比热容为表1.4所示表1.4各物质0～180℃的平均比热物质C3H6C3H8NH3O2N2H20ANHCNACNACLCO2CP2.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004a.进入废热锅炉的热量为上一个设备带出的热量Q1=2.26×108kJ/h（即反应器出口）。b.废热锅炉出去的热量（由气体带出）：Q2=（3004.26×2.071+7405.2×2.343+2432.02×2.406+14954.24×0.962+231049.84×1.054+100081.26×1.925+30327.78×1.552+4105.74×1.607+5021.19×1.485+3742.57×1.586+15106.52×1.004）×（180-0）=1.012×108kJ/hc.热量衡算求得出需要取出的热量Q按热损失10%计，需要取出的热量为Q=0.9（Q1-Q2）=0.9×（2.26×108-1.012×108）=1.123×108kJ/hd.产生蒸汽量：产生0.405MPa的饱和蒸汽量为G=m×Cp×∆tG=1.123×108/（2736-601.2）=52604.46kg/h1.4空气饱和塔（1）计算依据a.进入塔，和出塔的压力分别是0.263MPa，0.243MPa；b.湿度为80%，温度30摄氏度的气体在经过空气压缩机后的温度是170摄氏度；c.气体和液体在塔内的体积比为152.4，其在塔内饱和度，取0.8；d.从乙腈解吸塔塔釜出来的温度105摄氏度的液体作为该塔的喷淋液，组成如表1.5所示：表1.5塔顶喷淋液各组成组分ANACN氰醇ACLH2O合计%（wt）0.0050.0080.00050.000299.986100e.流化床反应器进口气体的特定要求，决定了空气出去时的量和组成成分。O2：2191.51kmol/h=70192.32kg/hH2O：2861.1kmol/h=51499.8kg/hN2：8251.78kmol/h=231049.84kg/h（2）物料衡算a.进塔空气量进塔干空气量=(2191.5+2861.1)=5054.6kmol/h=145752.76kg/h查空气相对湿度与湿含量的关系表得到30℃时，0.022kg水气/kg时湿度为80%，求得水蒸汽量（被空气带入）为：0.022×145752.76=3206.56kg/hb.进塔热水量气液比为151.2，故进塔喷淋液量为(2191.5+2861.1)×22.4×(273+170)/273×0.1013/0.263×1/152.4=464.35m3/h塔顶上的喷淋液(105℃)的密度大约为958kg/m3,因此其每小时进入塔的水的质量流量为：464.35×958=444847.3kg/hc.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O2：2191.51kmol/h=70192.32kg/hH2O：2861.1kmol/h=51499.8kg/hN2：8251.78kmol/h=231049.84kg/hd.出塔液量塔内水蒸发量=231049.84-3206.56=227841.28kg/h∴出塔液流量=444847.3-227841.28=217004.02kg/he.饱和塔物料如下表1.6表1.6饱和塔物料平衡表成分入塔气出塔气入塔喷淋液塔釜排出液kmol/hKg/h%(mol)%(wt)kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(wt)Kg/h%(wt)2191.5170192.3216.4819.902191.570192.3216.4819.900008251.78231049.862.0165.508251.78231049.8462.0165.500003206.5657718.0821.5114.602861.151499.821.5114.6444847.399.986217004.0299.972AN0000000022.250.00522.250.0102ACN0000000035.590.00835.590.0163氰醇000000002.220.00052.220.00102ACL000000000.890.00020.890.00041合计13651.85358960.2410010013306.39352741.96100100444908.25100217064.97100（3）热量衡算a.空气饱和塔出口气体温度从物料平衡表得知，蒸汽的摩尔分数0.215是气体出塔时的数据，蒸汽的实际分压，可以根据分压定律求得：PH2O=yH2OP=0.215×0.243=0.05655MPa因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为0.05655/0.81=0.0698MPa=69800Pa气体温度应控制为90℃，因为如果要保证工艺所需的蒸汽质量不变，那么该蒸汽分压时的饱和温度为90摄氏度[12]。b.入塔后的热水温度105℃。c.由热衡量计算我们可以分别得到一个塔式加热水的国际温度基准t和由热衡量计算的。温度基准:0℃低热气态低温空气,0℃低温液态蒸馏水。(a)170℃进塔空气带入热量Q1170℃时的蒸汽热容2771.3kJ/kg,干空气温度0～170℃时的平均比热容量为1.004kJ/(kg∙K)。Q1=(70192.32+231049.84)×1.004×(170-0)+57718.08×2771.3=2.115×108kJ/h (b)出塔湿空气带出热量Q2 90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取1.004kJ/(kg∙K)。 Q2=(70192.32+231049.84)×1.004×(90-0)+51499.8×2660=1.64×108kJ/h (c)105℃入塔喷淋液带入热量Q3Q3=444908.25×4.184×(105-0)=1.95×108kJ/h (d)求出塔热水温度t 出塔热水带出热量：Q4=217064.97×4.184t=908199.83448t 热损失按5%计，则Q5=0.05(2.115×108+1.203×109)=1.71×108kJ/h 热平衡方程：Q1+Q3=Q2+Q4+Q5代入数据：2.115×108+1.95×108=1.64×108+908199.83448t+1.71×108解得t=79℃因此，出塔热水温度为79℃。1.5氨中和塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据a.入塔的出口气体的平均流量及其结构组成均与空气反应器的每个出口流入气体一样；b.塔内硫酸吸收掉全部的氨，生产硫酸铵；c.新鲜硫酸吸收剂的含量为93%（wt）；d.塔底出口液体（即循环液）的组成如表；e.进入式出塔的表层空气净化温度180℃,出塔的表层空气净化温度76℃,新鲜使用硫酸作为吸附净化剂的出塔空气净化温度30℃；f.塔顶的压力为0.122MPa,塔底的压力为0.142MPa；表1.7塔底出口液体的组成组分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)SO4合计%(wt)68.530.030.020.0160.530.90100（2）物料衡算排除的废液量及其组成进塔气中含有2432.02kg/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如下：2NH3+H2SO4→(NH4)2SO4(NH4)2SO4的生成量：2432.02×132/(2×17)=9441.96kg/h塔底排出液中，(NH4)2SO4的含量为0.309，算出废液量：9441.96/0.309=30556.50kg/h排放的废液中，各组分的量：H2O：30556.50×0.6853=20940.37kg/hAN：30556.50×0.0003=9.16695kg/hACN：30556.50×0.0002=6.1113kg/hHCN：30556.50×0.00016=4.88904kg/hH2SO4：30556.50×0.005=152.7825kg/h(NH4)2SO4：30556.50×0.309=9441.9585kg/ha.需要及时补充的新鲜食物硫酸和吸收氧化剂(93%H2SO4)的实际量分别定义为：(30556.50×0.005+2432.02×98/34)/0.93=7701.85kg/hb.出塔气体中各组分的量C3H6：3004.26kg/h=71.53kmol/hC3H8：7405.2kg/h=168.3kmol/hO2：14954.24kg/h=467.32kmol/hN2：231049.84kg/h=8557.4kmol/hAN：30327.78-9.16695=30318.61305kg/h=572.04kmol/hACN：4105.74-6.1113=4099.6287kg/h=100kmol/hHCN：5021.19-4.88904=5016.30096kg/h=185.8kmol/hCO2：15106.52kg/h=341.33kmol/hH2O：输送到的塔气废液中的水=废液进入到的塔气中所吸收带入的能量水+新鲜废液吸收催化剂+输送到塔的水-新鲜废液所吸入带来的能量水=100081.26+7701.85×0.07-20940.37=79680.0195kg/h=4426.667kmol/h（3）热量衡算a.出塔气体温度实际蒸汽分压为：PH2O=yH2OP=0.2980×0.122=0.0363MPa设饱和度为0.98，则与塔中的饱和气体温度平衡相关的饱和蒸汽分压公式可表示为：P○H2O=0.03636/0.98=0.03710MPa入塔喷淋液中含有硫酸铵100×30.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100gH2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如下表1.8。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和P○H2O的值，温度76℃是气体离开塔时的温度。b.入塔喷淋液的温度入塔时的空气喷淋冷凝液平均温度远远地要低于泵式气体泵在进入通风塔的每个出口时平均温度6℃,故为70℃。c.塔釜排出液温度温度/℃(NH4)2SO4含量/g[(NH4)2SO4/gH2O]4045507080900.027960.042520.06290.027560.04190.061990.027160.041290.06109表1.8硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPad.热量衡算求循环冷却器的热负荷及冷却水用量Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q7+Q2+Q9(a)入塔气体带入热Q1废热锅炉出口带出热量即为该塔气体带入热量。Q1=1.012×108kJ/h(b)出塔气体带出热Q2，各组分在0～76℃的平均比热容的值表1.9各组分在0～76℃的平均比热容的值物质C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP1.7151.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=Cpm∆t=(3004.26×1.715+7405.2×1.966+14954.24×0.9414+231049.84×1.046+79680.0195×1.883+30318.61305×1.347+5016.30×1.393+4099.62×1.406+15106.52×0.921)×（76-0）=1.75×107kJ/h(c)蒸汽在塔内冷凝放热Q3蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽=100081.26-79680.0195=20401.24kg/h蒸汽的冷凝热为22466kJ/kgQ3=20401.24×22466=4.583×108kJ/h(d)有机物冷凝放热Q4Q4=9.16695×615+6.1113×728+4.88904×878.6=14382.21kJ/h(e)氨气和放热Q5每生成1mol硫酸铵放热271.8kJQ5=9441.9585×1000/132×271.8=1.958×107kJ/h(f)稀释热硫酸的稀释热为Q6=749kJ/kgQ6=152.7825×749=1.14×105kJ/h(g)塔釜排放的废液带出热量Q7查取大量氮肥后的工程设计技术手册，根据水与硫酸铵摩尔比，得此两种不同组分的混合硫酸铵含氮水溶液摩尔比热容约为1.347kJ/(kg∙K)Q7=2.487×105kJ/h(h)新鲜吸收剂带入热Q830℃、93%H2SO4的比热容为1.603kJ/（kg∙K）。Q8=7701.85×1.603（30-0）=370381.9665kJ/h(i)求循环冷却器热负荷Q9 由于操作过程中的温度较低,而忽略了热损失。把这些数据表示为平衡的微分方程：解得Q9=5.42×108kJ/h(j)循环冷却器的冷却水用量W 设计为一个小型循环式排水冷却器,其中一个循环式排水及其上水的冷却温度一般为32℃,排水的冷却温度36℃。 W=129.8×106/[4.184(36-32)]=7.76×106kg/h(k).求循环液量m查资料得1.368kJ/（kg∙K）是30℃循环液的比热容，1.364kJ/（kg∙K）是循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液的比热容。设计循环液的有效流量大约为mkg/h,循环泵和冷却器的物料进出口口对循环液的冷却温度约为t℃。对于新鲜循环吸收的溶剂和新鲜循环液的两个汇合点的下列热平衡系数可使用下式计算求得：m×1.368t+37.01×105=(m+7701.85)×1.364×701对循环冷却器列热量平衡方程得：m×1.347×81-m×1.368t=Q9=5.42×1082解析1和2得m=1080000kg/ht=70.1℃1.6换热器物料衡算和热量衡算换热器换热器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76°C40°C图图1.2换热器进出物料简图（1）计算依据操作压力115.5kPa，进出口气体温度分别是76℃，40℃，氨中和塔出口气的组成和流量就是该换热器进口的数据。（2）物料衡算出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为P○H2O=55.32mmHg=7.375kPa假设一个出口的气体中包括xkmol/h的水蒸汽,根据分压定律可以表示为：x解得x=411.912kmol/h=7414.416kg/h蒸汽冷凝量为：79680.0195-7414.416=72265.6035kg/h（3）热量衡算a.换热器入口气体带入热与氨中和塔出塔热量一样为Q1=1.75×107kJ/h；b.蒸汽冷凝后释放的热量Q2,40℃的水汽化热为2401.1kJ/kg；Q2=72265.6035×2401.1=1.735×108kJ/h；c.冷凝液带出热Q3=mCp∆t=72265.6035×4.184（40-0）=1.2094×107kJ/h；d.出口气体携带的热Q4；表1.10出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容物质C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNCO2CP61.9272.3829.4629.2936.7561.3552.0962.7638.66出口的气体各成份在0～40℃的温度下所组成的平均相对于热容量计算公式为：Q4=(71.53×61.92+168.3×72.38+467.32×29.46+8557.4×29.29+572.04×61.35+100×52.09+185.8×62.76+341.33×38.66+411.912×36.75)×（40-0）=1.45×107kJ/he.热衡算求换热器的热负荷热平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5解得Q5=1.844×108kJ/h1.7水吸收塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据a.入塔气的额定流量及其结构组成与空气换热器的流量出口气相同；b.入塔气温度40℃,压力112kPa。出塔气温度10℃，压力101kPa；c.入塔吸收液温度5℃；d.出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）；（2）物料衡算a.进塔物流的流量与组成换热器的出口相同b.出塔气量和组成设入塔内气体中的AN、HCN、ACL、ACN等各个组分都会被水所吸收，C3H6，C3H8，O2，N2，CO2等组分不溶于水，则出塔气中含有水蒸气的量按分压定律求得，计算如下：10℃水的饱和蒸汽压p0H2O=1228Pa，总压101325Pa，出塔气中干气总量：71.53+168.3+467.32+8557.4+341.33=9607.88kg/h1228101325−1228出塔气总量为：3004.26+7405.2+14954.2+231049.84+15106.52+2121.05=273641.07kg/hc.塔顶加入的吸收水量（a）AN溶液出塔总量：30318.61305/0.018=1.684×106kg/h（b）水吸收塔的总质量衡算得：入塔时的气体吸收液的总量=进入塔底下的AN气体溶液的总量+输送到塔内的塔外气体凝水总量+输送出塔时的塔内气体凝水含量-塔内的气体凝水量=1.684×106+273641.07-10995.9-72265.6035=1.87×106kg/hd.塔底AN溶液的组成和量AN溶液中的水=塔底AN溶液量+进塔气液混合物带入的水-出塔气液带入的水=1.87×106+7414.416+72265.6035-2082=1.95×106kg/h（3）热量衡算a.入塔气带入热Q11.11气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为物质C3H6C3H8O2N2H2OANACNHCNCO2CP61.9272.3829.4629.2936.7561.3552.0962.7638.66Q1=mCp∆t=(71.53×61.92+168.3×72.38+467.32×29.46+8557.4×29.29+572.04×61.35+100×52.09+185.8×62.76+341.33×38.66+411.912×36.75)×（40-0）=2.04×107kJ/hb.入塔凝水带入热Q2Q2=72265.6035×4.184(40-0)=1.209×107kJ/hc出塔气带出热Q3Q3=（791362.43+8557.4×29.29+117.87×36.75+341.33×38.66）×（10-0）=1.08×106kJ/hd吸收水带入热Q4Q4=1.87×106×4.184（5-0）=1.91×107kJ/he.出塔AN溶液带出热Q5组分H2OANACNHCNACLCP/[KJ/(kmol∙k)]75.3121.1107.371.55121.8表1.12AN溶液中各组分的液体摩尔热容Q5=(91362.43×75.3+572.04×121.1+100×107.3+185.8×71.55+6.7×121.8)×t=6.97×106tf.水冷凝放热Q6水冷凝量=7414.416-2121.05=7202.366kg/h水冷凝热为2256kJ/kg所以，Q6=7202.366×2256=1.62×107kJ/hg.AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热Q7溶解热=冷凝热AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热表1.13AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热组分ANACNACLHCN冷凝热(kJ/kg)610.9765.7491.7937.2Q7=30318×610.9+4099.624×765.7+374×491.7+5018×937.2=2.65×107kJ/hg.热衡算求出塔液温度热平衡方程Q1+Q2+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5代入数据解得t=15.96℃1.8空气饱和塔（1）计算依据空气质量饱和塔内所有物料液体的平均入库和所有进出口的平均流量以及所有液体的出库温度都可以是由我国空气质量饱和塔内所有的气体物料和所有电能热衡流量计算处理方法进行决定的；我国供水-空气吸收材料塔的塔釜液量和流量计算是由我国供水-空气吸收材料塔的所有物质流量衡算统计方法进行决定，排出率的值可以被广泛考虑到可以作为萃取乙炔乙烯分析材料塔所有气体排出材料塔整体容积的15%；萃取乙腈乙炔解析材质塔的材料塔釜液量及物料去渣和萃取乙腈解析材料塔的塔釜液量均由我国精制材料系统工程中的所有物料热衡核算方法所得出的结果进行确定。（2）物料衡算进料：a.乙腈解析塔釜液进入槽量=2266056-950048=1316008kg/hb.空气饱和塔塔低液入槽量=905176-135872=769304kg/hc.入槽软水量xkg/h出料：a.去水吸收塔液体量1.87×106kg/hb.去萃取解析塔液体量600000kg/h做液体釜的总质量平衡得1316008+769304+x=1.87×106+600000解得x=1.84×105kg/h（3）热量衡算a.入槽乙腈解析液在塔釜液中也可带入其他热量Q1=mCp∆tQ1=1.3×106×4.184（105-0）=5.71×108kJ/hb.入槽软水带入热Q2Q2=1.5×105×4.184（30-0）=1.88×108kJ/hc.空气饱和塔底液带入热Q3Q3=769304×4.184（79-0）=2.54×108kJ/hd.去吸收塔液体带出热Q4Q4=1.87×106×4.184（t-0）=7834080tkJ/he.去萃取解析塔带出热Q5Q5=600000×4.184（t-0）=2.51×106tkJ/hf.热衡计算求槽出口的液体温度t热损失按5%算，热平衡方程为0.95（Q1+Q2+Q3）=Q4+Q5代入数据：0.95×（5.71×108+1.88×108+2.54×108）=（7834080+2.51×106）t解得t=93℃1.9丙烯蒸发器热量衡算（1）计算依据蒸发压力为0.405MPa；加热剂用0℃的冷盐水，出口温度-2℃；丙烯蒸发量40056kg/h。（2）有关资料a.0.405MPa时汽化热为410kJ/kg，丙烯的沸点是-13℃。b.0.405MPa时汽化热376.6kJ/kg，丙烷沸点是-5℃。（3）丙烯蒸发器的热负荷a.丙烯蒸发吸收的热Q1Q1=40056×410=1.642×107kJ/hb.丙烷蒸发吸收的热Q2Q2=7405.2×376.6=2.79×106kJ/hc.丙烯蒸发器的热负荷Q冷损失按10%考虑Q=1.1（1.642×107+2.79×106）=2.1131×107kJ/hd.冷冻盐水用量W平均气温(-1℃)下,冷冻的盐水相对比热容为1.47kJ/(kg∙K)冷冻盐水用量为W=2.11×1073.47[0−(−2)]=1.1.10丙烯过滤器热量衡算计算依据-13℃、65℃分别作为丙烯的进出口温度，加热剂使用0.405MPa蒸汽。a.热量衡算求丙烯过滤器热负荷:1.464kJ/(kg∙K)是丙烯气体比热容，1.715kJ/(kg∙K)是丙烷气体比热容，热损失按0.1考虑，需要加热蒸汽提供的热量为Q=1.1（40056×1.464+7405.2×1.715）[65-(-13)]=6.12×106kJ/hb.加热蒸汽量为W=QβW=6.12×10上式中β是0.405MPa蒸汽的冷凝热1.11氨蒸发器热量衡算（1）计算依据:a.蒸发压力0.405MPa；b.冷凝热为2138kJ/h，加热剂使用0.405MPa的饱和蒸汽；c.有关资料0.405MPa下氨的蒸发温度为-7℃，汽化热为1276kJ/kg；（2）冷损失按0.1考虑，氨蒸发器的热负荷Q；Q=17021.63×1276×1.1=2.89×107kJ/h加热蒸汽量W=Qβ=2.89×上式中β为0.405MPa蒸汽的冷凝热。1.12气氨过热器（1）计算依据a.气氨进口温度-7℃，出口温度65℃b.用0.405MPa蒸汽为加热剂。c.气氨流量17021.63kg/h，2.218kJ/(kg.K)是氨气的比热容（2）气氨过热器的热负荷为：Q=mCp∆t17021.63×2.218[65-（-7）]×1.1=2.99×106kJ/h（3）加热蒸汽用量为W=Qβ=2.99×1.13混合器（1）气氨进口温度65℃，流量511kg/h;丙烯气进口温度65℃，流量1202.8kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量222.4kg/h，在混合器混合完成的气体温度110℃；湿空气来自空气蒸发器;（2）热量衡算求进口湿空气以0℃为热衡算基准时的温度是t。物质C3H6C3H8NH4Ｃp/[kJ/(kg·k)]1.5691.822.197表1.14C3H6,C3H8,NH3在0～65℃的平均比热容a.气态丙烯丙烷带入热Q1=mCp∆tQ1=（40056×1.569+7405.2×1.82）×（65-0）=4.96×10kJ/hb.气氨带入热Q2=mCp∆tQ2=17021.63×2.197（65-0）=2.43×106kJ/hc.湿空气带入热Q3N2,O2和蒸汽0~136℃的平均比热容分别为1.046kJ/(kg∙K)、1.84kJ/(kg∙K)1.925kJ/(kg∙K)Q3=（231049.84×1.046+70192