《20万吨年产量丙烯腈合成工段初步设计》12000字（论文）

I20万吨年产量丙烯腈合成工段初步设计[摘要]丙烯腈在石油化学工业产品中的地位是不可或缺的，作为单体，广泛应用于合成丁腈橡胶(NBR)、腈纶纤维、合成塑料、ABS树脂等化学产品。本设计使用丙烯的氨氧化来生产丙烯腈，它具有原料来源丰富、操作简单、节能、环保的优点。为完成丙烯腈合成工段的设计，将丙烯等原料处理后，为合成部分中的关键设备进行计算，包括流化床反应器、水吸收塔、氨中和塔、空气饱和塔和氨、丙烯蒸发器等，并完成反应器热交换面积的计算。[关键词]丙烯腈；计算；合成；设计；丙烯氨氧化目录TOC\o"1-3"\h\u178511绪论 1234071.1丙烯系产品的生产现状 1130341.2丙烯氨氧化生产丙烯腈 1237181.2.1丙烯腈的性质和用途 184711.2.2丙烯腈的生产方法 2226011.2.3反应原理 222601.2.4操作条件 324971.2.5主要设备—流化床反应器 4206072总体方案工艺设计 5235902.1设计任务 592742.2流程确定 5133933工艺设计计算 7260123.1物料衡算与热量衡算 7298153.1.1反应器的物料衡算和热量衡算 7210323.1.2废热锅炉的热量衡算 107643.1.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 1163263.1.4氨中和塔物料衡算和热量衡算 1433523.1.5换热器物料衡算和热量衡算 18175893.1.6水吸收塔物料衡算和热量衡算 19325763.1.7空气水饱和塔釜液槽 2331743.1.8丙烯蒸发器热量衡算 24194113.1.9丙烯过热器热量衡算 24167343.1.10氨蒸发器热量衡算 25194483.1.11气氨过热器 2557393.1.12混合器 25134383.1.13空气加热器的热量衡算 26280153.2主要设备的工艺计算 2799303.2.1流化床合成反应器 2746723.2.2空气饱和塔 29274733.2.3丙烯蒸发器 3166394结论 3332409参考文献 34208附录 361绪论本设计采用的是丙烯氨氧化法：即将原料（C3H6、NH3、空气）在催化剂参与下利用氨氧化反应直接一步合成丙烯腈的工艺。在大多数国家/地区中，丙烯腈都是被广泛使用的对象。其下游主要消费对象是腈纶，然后是ABS树脂和丁腈橡胶[1]。此外，丙烯腈也可用于生产六亚甲基二胺，丙烯腈阻隔树脂、聚丙烯腈碳纤维等[2]。目前制备丙烯腈的方法使用较多的是丙烯氨氧化法。该法较之其他，优点很多，投入资源少，丙烯、氨、空气都是极易获得的原料，生产所需成本也很低，而且不用带剧毒的HCN来引入-CN等优点，迅速淘汰其他制法。丙烯系产品的生产现状获得丙烯的主要途径有两个，一种是在炼油厂的烯烃类产物中二次提炼获得丙烯；另一种是进一步催化分解重油和其他石油提炼物获得丙烯。丙烯主要来源以第一种获得，近年来，行业发展建设日新月异，丙烯产量也快速提升。在目前的生产中，通过使用丙烯进行各种反应，可以获得许多对未来发展有用的衍生物。例如丙烯可用于生产环氧丙烷、正丁醇、正辛醇、丙烯酸等等。目前2018年，聚丙烯对丙烯的需求量达到70%，环氧丙烷占7%，正丁/辛醇占8%，丙烯酸和丙烯腈各占4%和6%，其余共约占5%[3]。而2018年我国丙烯的供需仍是供不应求，960万吨的需求缺口将持续稳定增长。而在未来，丙烯的需求还会进一步的扩大。1.2丙烯氨氧化生产丙烯腈1.2.1丙烯腈的性质和用途丙烯腈有剧毒，低浓度刺激粘膜，腐蚀皮肤。过量摄入蒸气会引起恶心，呕吐、头晕等不良反应，因此在生产、贮存和运输中，谨防丙烯腈泄露。丙烯腈的C=C双键易与自身发生聚合反应，纯的丙烯腈在光催化下就能与自身进行聚合，因此在成品中常加阻聚剂，防止产物发生自聚。常用的阻聚剂有4-甲氧基苯酚、苯醌、二苯胺、氢醌等[4]。此外，还会与一种或几种物质发生共聚反应，如与乙烯基氯共聚，俗称腈氯纶兼具二者的优点，与乙烯基苯(S)和丁二烯(B)共聚可得ABS树脂等。目前，丙烯腈的用途主要有三方面，一来可用作色谱分析标准物质；二来在合成各种重要的有机合成体如ABS树脂、聚丙烯腈、尼龙66等中都需要丙烯腈参与；第三，利用丙烯腈的毒性可以制作各种杀虫剂。1.2.2丙烯腈的生产方法20世纪后半叶，制备丙烯腈的方法有三种[5]。环氧乙烷法(2)乙醛法（3）乙炔法乙炔法的工艺简单一步合成，不像环氧乙烷法和乙醛法需两步合成且需要投入的资源较多。但难点在于丙烯腈分离提纯较难，需要耗费大量的能源来生产电石，得不偿失。而且无论是乙炔法或是乙醛等方法都存在生产原料昂贵，需用HCN为原料引入-CN基，成本高，因此丙烯腈产量一直很不理想。1959年研发出丙烯氨氧化法制备丙烯腈的新方法，该法拥有原料价格便宜，丰富易得、节能、设备投资少、可回收利用、产品质量高，副产物少、生产成本低等许多优点。1960年被投入生产后，迅速取代乙炔法，成为生产丙烯腈的主流方法普遍采用[6]。1.2.3反应原理主、副反应主反应：在丙烯氨氧化法中，原料产物不仅有丙烯腈，还有多种副产物生成[7]。副反应：副反应都会放出大量热，且大量的副产物生成也影响了丙烯腈的收率，也给后续工段的进行带来了很多不必要的麻烦。想要解决这样的问题，关键在于催化剂的选择，催化剂的特点要使主产物的反应有更低的活化能，从而可以使反应在更低的温度下进行；在反应动力学上使副反应受到抑制，达到更高的产量。催化剂我国大部分厂家使用的使复合酸盐类催化剂[8]。选择优秀的催化剂可以增加产出产品效率，减少副产物，减少经营所需成本。通常，Mo-Bi作为主催化剂，P-Ce作为助催化剂，能使催化性能达到最大[9]。通常情况下，助催化剂含量远比主催化剂少。载体方面的考虑，可选用硅溶胶、粗孔微球型硅胶[10]。1.2.4操作条件原料纯度从炼油厂得到的丙烯产物都含有杂质。但不是所有的产物杂质都会影响氨氧化反应，而C4H8和高级烯烃会妨碍主反应的进行，因为它们比丙烯等更易与原料中氧反应，甚至造成反应时供氧不足的情况，从而降低催化剂活性。同时这些氧化后的产物若随着丙烯腈一同混合，且彼此沸点相差不大，对将来进行提纯也会有很大的影响。原料中含有硫化物可能会使催化剂活性降低。原料的配比A.丙烯与氨的比例（氨比)最佳的氨比应为丙烯：氨=1:1.1(±0.1)。参考理论值氨比1：1后，小于1：1时，会使丙烯醛产率比原来变多，而大量使用氨的话，却得不偿失，为了消耗过多的氨，硫酸的量也相应增大，就会加重急冷塔的负担。B.丙烯与空气的配比(氧比)目前工业上使用的氧比约为1：2或1：3，要稍微大于理论值1：1.5，之所以要略大理论值，是为了防止催化剂缺氧失活，因为我们氨氧化法用的氧气不是通过反应生成，而是由空气带入的。所以空气的用量要有一个适当值，空气过少会引起缺氧，催化剂失活，而大量空气会让丙烯浓度下降，反应速率变低；动力消耗增加。C.丙烯与水蒸气的配比（水比）从目前工业生产情况来看，最佳配比是丙烯：水蒸气为1：3。虽然主反应里反应物中并没有水蒸气参与，但在实际生产中还是加入了水蒸气，因为加入适量的水蒸气，能使产物及时脱离催化剂，防止深度氧化[11]；可以降低丙烯的爆炸可能性；水蒸气还能吸收大量的反应生成热，控制温度。反应温度温度会影响丙烯氨氧化的进行。想要达到收率最大化，反应温度一定要控制在一个较高的温度。反应温度升高，能抑制副反应产物的收率，而主反应中反应物的转化率和产物的收率明显提高。丙烯腈最大化收率时反应温度大概是460℃[12]。生产中通常采用在470℃左右进行操作。接触时间丙烯氨氧化法采用的催化剂是复合酸盐类的固体与原料气接触进行反应，则两者接触时间长一些，有利于主反应的进行，而副反应产物的收率却无明显变化[13]。但是，过长有可能让丙烯腈发生深度氧化，使主反应产物收率下降；意味着氧含量较少，催化剂活性降低。5~l0s为最佳接触时间。反应压力从主反应来看，该反应是一个体积减小的反应，那么适当增压可以促进反应正向进行；增加气体分子间的距离，设备的生产能力大大提高[13]。但加压对副反应更有利，加压促进反应进行的方式得不偿失。因此，常压操作比加压操作更好一些。1.2.5主要设备—流化床反应器流化床反应器见附录图2所示{14}。

①床底段：一般采用分散板型式，内有多种装置，主要是将原料气在反应前分散均匀。

②反应段：主要是让输送进来的原料在此反应完全，固体的催化剂大多集中反应段，从下部的原料气不断的吹上来，造成催化剂的流动，故称为流化床反应器。由于反应产生大量的热量，则在反应段加入了一些垂直的U型管，利用水的汽化潜热移出反应热。③扩大段：功能是回收气体离开反应段时夹杂的催化剂。2总体方案工艺设计2.1设计任务（1）设计项目名称：丙烯腈合成工段初步设计。（2）生产方法：用丙烯氨氧化法把丙烯、氨、空气催化合成丙烯腈（3）生产能力：年产量20万吨丙烯腈。（4）原料组成：氨（液体）含氨100%；丙烯（液体）含丙烷15%（mol），丙烯85%（mol）。（5）所得产品是丙烯腈水溶液，含丙烯腈1.8%（Wt）。2.2流程确定(1)原料预处理阶段首先将液态C3H6和N(2)丙烯氨氧化反应阶段待混合气进入反应段后，在气体不断从底部涌出，与催化剂充分接触，并进行氨氧化反应。由于反应温度须稳定在470℃，所以需要保持反应器反应段内温度变化不大，利用U型冷却管排出多余热量。(3)粗品除杂阶段随后气体进入反应器扩大段，串联的旋风分离器过滤随反应气体携带的微小催化剂颗粒，而气体(230℃)经过冷却器进入急冷塔底部，喷淋装置会给气体冷却，同时向塔内加入硫酸来中和气体(75℃)中残留的氨。之后进入水吸收塔，因为丙烯腈和乙腈的沸点十分接近，所以用水(5-10℃)吸收气体产物，得到富含粗品的吸收液送入回收塔，剩余气体在塔顶放空。回收塔对吸收液进行萃取蒸馏，从塔侧得到含有乙腈等副产物的混合气体送通往乙腈塔釜；塔顶共沸流出富含丙烯腈蒸气，通过冷凝器进入分层器分层，其中油相的富含丙烯腈的液体送入脱氰塔，水相回流至回收塔。进入脱氰塔的油相在再沸器的加热下，从脱腈塔侧线得到的含丙烯腈的混合物料进分层器分层，油相再次回流到脱腈塔多次分层，最后较纯的丙烯腈物料被泵抽至成品塔进一步处理{14}。物料流程图如下：3工艺设计计算3.1物料衡算与热量衡算以年工作日为300天来计算，丙烯腈损失率约为3.1%，设计裕量6%来设计，丙烯腈每小时产量为：200000×1000×1.06×1.0313.1.1反应器的物料衡算和热量衡算（1）计算依据A.丙烯腈产量：30357B.原料组成：C.进反应器的原料配比为：D.反应后各产物的单程收率如表1-1所示表1-1反应后各产物的单程收率物质丙烯腈氰化氢乙腈丙烯醛CO2摩尔收率0.60.0650.070.0070.12E.操作压力：进口压力0.20MPa，出口压力0.16MPaF.反应器进口温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃。（2）物料衡算A.反应器进口原料气中各组分的流量C3H6572.77/0.6=954.62Kmol/hC3H8954.62/0.85×0.15=168.46Kmol/hNH3954.62×1.05=1002.4Kmol/hO2954.62×2.3=2195.6Kmol/hH2O954.62×3=2863.9Kmol/hN22195.6/0.21×0.79=8259.6Kmol/hB.反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈572.77Kmol/h=30357乙腈3丙烯醛954.62×0.007=6.68Kmol/hCO23×954.62×0.12=343.6Kmol/hHCN3×954.62×0.065=186.15Kmol/hC3H8168.46Kmol/hN28259.6Kmol/hO22195.6-3/2×572.77-186.15-6.68-100.24-3/2×343.6=527.9Kmol/hC3H6954.62-1/3×186.15-6.68-2/3×100.24-572.77-1/3×343.6=131.76Kmol/hNH31002.4−572.77−100.24−186.15=143.24Kmol/hH2O2863.9+3×572.77+2×100.24+2×186.15+343.6+6.68=5505Kmol/hC.反应器物料平衡表如表1-2所示表1—2反应器物料平衡表组分 反应器进口 反应器出口流量和组成Kmol/hKg/h%(mol)%(Wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(Wt)C3H6954.62400946.189.6131.765533.920.8261.325C3H8168.4674121.091.78168.467412.241.061.774NH31002.4170416.494.08413.247025.080.8990.582O22195.67025914.2216.82527.916892.83.3144.048H2O2863.95155018.5412.3455059909034.5223.72N28259.623126953.4855.388259.623126951.8055.38AN0000572.7730356.83.5917.271ACN0000100.244111.80.62890.9843HCN0000186.155024.681.1681.231ACL00006.68374.750.0420.0896CO20000343.6150092.1553.321总计15444.5826607510010015695408600100100热量衡算各物质0~t℃的平均定压比热容如表1—3所示表1—3各物质0~t℃的平均定压比热容CP/[KJ/(Kg·K)]物质C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP0~110℃1.8412.052.3010.9411.0461.8830~360℃2.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.130~470℃2.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213A.反应段热衡算求反应段换热装置的热负荷及产生蒸汽量假设如下热力学途径：△H1=（40094×1.841+7412.24×2.05+17041×2.301+70259×0.941+231269×1.046+51500×1.883）×（25-110）=-4.51×107KJ/h△H2=-(572.77×103×512.5+100.24×103×362.3+186.15×103×315.1+6.68×103×353.1+343.6×103×641)=-6.11×108KJ/h△H3=（5533.92×2.929+7412.24×3.347+7025.08×2.939+16892.8×1.046+231269×1.109+99090×2.092+30356.8×2.029+4111.8×2.10+5024.68×1.724+374.75×2.172+15009×1.213）×（470-25）=2.85×108KJ/h△H=△H1+△H2+△H3=-3.711×108KJ/h若热损失取△H的5%，则由反应段换热装置的热负荷为：Q=(1−0.05)×3.711×反应段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽（饱和温度为143℃）143℃饱和蒸汽焓isteam=2736KJ/Kg143℃饱和水焓iH₂O=601.2KJ/Kg∴产生蒸汽量=B.扩大段热衡算求扩大段换热装置的热负荷及产生蒸汽量以0℃气体为衡算标准进入扩大段的气体带入热为Q1=(5533.92×2.929+7412.24×3.347+7025.08×2.939+16892.8×1.046+231269×1.109+99090×2.092+4111.8×2.10+5024.68×1.724+374.75×2.172+15009×1.213)×（470−0）=2.72×离开扩大段的气体带出热为：Q2若热损失取4%，则扩大段换热装置的热负荷为：Q=(1−0.04)(Q扩大段换热装置产生0.405MPa的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：G=5.76×3.1.2废热锅炉的热量衡算（1）计算依据A.入、出口气的组成与反应器出口气体组成相同B.入口气体温度360℃，压力0.162MPaC.出口气体温度180℃，压力0.152MPaD.锅炉水侧产生0.405MPa的饱和蒸汽（2）热衡算以0℃气体为衡算标准，各物质的平均比热容为表1—4所示表1—4各物质0~180℃的平均比热容物质C3H6C3H8NH3O2H2ON2ANACNHCNACLCO2Cp2.0712.3432.4060.9621.9251.0541.5521.6071.4851.5861.004A.入口气体带入热（等于反应器扩大段的气体带入热）Q1=2.21×108KJ/hB.出口气体带出热Q=1.16×C.热衡算求需要取出的热量Q按热损失10%计，需要取出的热量为Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×（2.21×108-1.16×108）=9.45×107KJ/hD.产生蒸汽量产生0.405MPa的饱和蒸汽量为G=3.1.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据A.入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPaB.空气压缩机入口空气温度30℃，相对温度80%，空气压缩机出口气体温度170℃。C.饱和塔气、液比为152.4（体积比），饱和度0.81。D.塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下表。表1—5塔顶喷淋液的组成组分ANACN氰醇ACL水合计%（Wt）0.0050.0080.00050.000299.986100.00E.塔顶出口湿空气的成分按反应器入口气体的要求为O22195.6Kmol/h即70259Kg/hN28259.6Kmol/h即231269Kg/hH2O2863.9Kmol/h即51550Kg/h物料衡算A.进塔空气量进塔干空气量=（2195.6+8259.6）=10455.2Kmol/h=301527.84Kg干空气/h查得30℃时，相对湿度80%的空气湿含量时每1Kg干空气中含有0.022Kg水气[15]。因此，进塔空气带入的水蒸气量为:0.022×301527.84=6633.61Kg水气/hB.进塔热水量气液比为152.4，故进塔喷淋液量为：（2195.6+8259.6）×22.4×塔顶喷淋液105℃的密度为958Kg/进塔水的质量流量为：960.48×958=920139.84Kg/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O22195.6Kmol/h即70259Kg/hN28259.6Kmol/h即231269Kg/hH2O2863.9Kmol/h即51550Kg/hD.出塔液量塔内水蒸发量=51500-6633.61=44916.39Kg/h∴出塔液流量=920139.84−44916.39=875223.45Kg/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)O22195.67025920.28522.7992195.67025916.48519.90000N28259.623126976.31075.0488259.623126962.01465.50000H2O368.536633.613.4052.1532863.95155021.50214.6920139.8499.986875223.4599.986AN0000000046.010.00546.390.0053ACN0000000073.620.00873.530.0084氰醇000000004.600.00054.640.00053ACL000000001.840.00021.840.00021合计10823.73308161.6110010013319.1353078100100920265.91100875349.85100热衡算A.空气饱和塔出口气体温度从物料平衡表得知，空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：2863.9根据分压定律，蒸汽的实际分压为：P因饱和度为0.81，所以饱和蒸汽分压应为：0.056550.81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。B.入塔热水温度入塔水来自精致工段乙腈解吸塔塔釜，该温度为105℃。C.由热衡算求出塔热水温度t（a）170℃进塔空气带入热Q1170℃蒸汽焓值为2773.3KJ/kg，干空气在0~170℃的`Cp=1.004KJ/(Kg·K)Q（b）出塔湿空气带出热量Q290℃蒸汽焓2660KJ/Kg，空气比热容取Q2=（70259+231269）×1.004（90-0）+（51550×2660）=1.64×108KJ/h（c）105℃入塔喷淋液带入热量Q3Q（d）求出塔热水温度t出塔热水带出热量Q4=875223.45×4.184t=3661934.92t，热损失按5%，则Q热平衡方程：Q1+Q3=Q2+Q4+Q损代入数据，6.99×解得：t=78.21℃因此，出塔热水温度为78.21℃。3.1.4氨中和塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据A.入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同。B.在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵。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1—7：表1—7塔底出口液体的组成组分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)2SO4合计%（Wt）68.530.030.020.0160.530.90100.00E.进塔气温度180℃，出塔气76℃。新鲜硫酸吸收剂温度30℃。F.塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa。（2）物料衡算排除的废液量及其组成：进塔气中含有7025.08Kg/h的NH3，在塔内被硫酸吸收生成氨和硫酸反应的方程式：2NH3+H2SO4=(NH4)2SO4硫酸铵的生成量，即需要连续排出的(NH4)2SO4流量为：7025.08×1322×17塔底排出液中，(NH27273.84/0.309=88264.85Kg/h排放的废液中，各组分的量：H2O27273.84×0.6853=18690.76Kg/hAN27273.84×0.0003=8.18Kg/hACN27273.84×0.0002=5.46Kg/hHCN27273.84×0.00016=4.36Kg/hH2SO427273.84×0.005=136.37Kg/h(NH4)2SO427273.84×0.309=8427.62Kg/hA.需补充的新鲜硫酸吸收剂（93%H2SO4）的量为：（27273.84×0.005+7025.08×B.出塔气体中各组分的量C3H65533.92Kg/h=131.76Kmol/hC3H87412.24Kg/h=168.46Kmol/hO216892.8Kg/h=527.9Kmol/hN2231269Kg/h=8259.6Kmol/hAN30356.8−8.18=30348.62Kg/h=572.62Kmol/hACN4111.8−5.46=4106.34Kg/h=100.15Kmol/hACL374.75Kg/h=6.68Kmol/hHCN5024.68−4.36=5020.32Kg/h=185.94Kmol/hCO215009Kg/h=343.6Kmol/hH2O99090+21919.49×(1−0.93)−18690.76=81933.6Kg/h=4551.87Kmol/h（3）热衡算A.出塔气体温度根据分压定律，塔顶气体中实际蒸汽分压为：P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入塔喷淋液的硫酸铵含量为：100×30.968.53=45g(NH4)2SO4根据入塔喷淋液的(NH4)SB.入塔喷淋液的温度入塔喷淋液温度是70℃。C.塔釜排出液温度表1—8硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa温度含量/g(NH4)2SO4/100gH2O404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109入塔气蒸汽分压P氨中和塔釜液在每100g水中含45g硫酸铵下溶液的PH₂O为0.05 MPa，此时的釜液温度就是釜液的饱和温度83.5℃，假设塔釜液温度比饱和釜液的低，为80℃。查阅化工基础数据手册[15]，D.热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量氨中和塔的热量衡算列热平衡方程得：Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9入塔气体带出热Q1入塔气体带入热与废热锅炉出口气体带出热相同。Q1=1.16×（b）出塔气体带出热Q2各组分在0~76℃得平均比热容的值，如下表所示：表1—9各组分在0~76℃的平均比热容的值组分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2`Cp1.7151.9660.94141.8831.0461.3471.4061.3931.3430.921Q2=（5533.92×1.715+7412.24×1.966+16892.8×0.9414+231269×1.046+99090×1.883+30356.8×1.347+4111.8×1.406+5024.68×1.393+374.75×1.343+15009×0.921）（76−0）=4.077×（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−出口气体带出蒸汽=99090−81933.6=17156.4KJ/h蒸汽冷凝热为2246.6KJ/hQ3=17156.4×2246.6=3.84×（d）有机物冷凝放热Q4AN的冷凝量为8.18Kg/h，其冷凝热为615KJ/KgACN的冷凝量为5.46Kg/h，其冷凝热为728KJ/KgHCN的冷凝量为4.36Kg/h，其冷凝热为878.6KJ/KgQ4=8.18×615+5.46×728+4.36×878.6=12836.276KJ/h（e）氨中和放热Q5每生成1mol硫酸铵放热273.8KJQ5=（f）硫酸稀释放热Q6硫酸的稀释热为749KJ/KgQ6=0.93×21919.49×749=1.527×（g）塔釜排放的废液带出热量Q7在塔釜废液中，M(H2O)M(NH4)Q（h）新鲜吸收剂带入热Q830℃、93%的硫酸的比热容为1.603KJ/(Kg·K),所以Q求循环冷却器的热负荷Q9由于在该环境下操作温度不是很高，热损失不计，把数据带入下列平衡方程：Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q91.16×解得，Q9=1.24×（j）循环冷却器的冷却水用量W设循环冷却器循环水的上水温度32℃，排水温度36℃，则冷却水用量为W=E.求循环液量m循环液流量大小与进塔喷淋液温度有关，且70℃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)。设循环液流量为mKg/h,循环冷却器出口循环液温度t℃。对新鲜吸收液与循环液混合处列热平衡方程式得：m×3.368t+9267=（m+192.7）×3.364×70①对循环冷却器列热平衡方程得：m×3.347×81—m×3.368t=Q②两式联立，解得，m=457384.857KJ/h；t=70.2℃3.1.5换热器物料衡算和热量衡算计算依据进口气体76℃，组成和流量与氨中和塔出口气体相同，出口气体温度40℃，操作压力115.5KPa。物料衡算出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为P设出口气体中含有xKmol/h的蒸汽，根据分压定律有：x解得x=702.32Kmol/h=12641.76Kg/h所以，蒸汽的冷凝量为81933.6—12641.76=69291.84Kg/h则换热器气体方（壳方）的物料平衡如表1—10：表1—10换热器气体方（壳方）的物料平衡组分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2冷凝水合计流量Kmol/h131.76168.46527.9702.328259.6572.62100.15185.946.68343.63849.5514848.58热量衡算A.换热器入口气体带入热Q1(也是氨中和塔出口气体带出热)Q1=4.077×B.蒸汽冷凝放出热Q240℃水汽化热为2401.1KJ/Kg,则Q2=69291.84×2401.1=166376637KJ/hC.冷凝液带出热Q3Q3=69291.84×4.184（40−0）=11596682.34KJ/hD.出口气体带出热Q4出口气体各组分在0~40℃的平均摩尔热容如表1—11，表1—11出口气体各组分在0~40℃的平均摩尔热容组分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2`Cp61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4=(131.76×61.92+168.46×72.38+527.9×29.46+702.32×29.29+8259.6×36.75+572.62×63.35+100.15×52.09+185.94×62.76+6.68×65.61+343.6×38.66）（40−0）=1.71×E.热衡算求换热器热负荷Q5热平衡方程式：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入上述数据后；Q5=1.781×3.1.6水吸收塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据A.入塔气体流量和组成与换热器出口气体相同B.入塔气体温度40℃，压力112KPa。出塔气体温度10℃，压力101KPaC.出塔AN溶液中含AN1.8%（Wt）（2）物料衡算A.进塔物料（包括气体和冷凝凝水）流量和组成与换热器出口气体相同进口气量=(131.76×42+168.46×44+527.9×32+702.32×18+8259.6×28+572.62×53+100.15×41+185.94×27+6.68×56+343.6×44)=328710.67Kg/hB.出塔气量和组成设入塔气中的AN、HCN、ACL、ACN等组分全部被水吸收，C3出塔干气含有：C3H6131.76Kmol/h=5533.92Kg/hC3H8168.46Kmol/h=7412.24Kg/hO2527.9Kmol/h=16892.8Kg/hN28259.6Kmol/h=231269Kg/hCO2343.6Kmol/h=15009Kg/h10℃的水的饱和蒸汽压PH₂O出塔器中干气总量=131.76+168.46+527.9+8259.6+343.6=9431.32Kmol/h出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：1228出塔气总量为：5533.92+7412.24+16892.8+231269+15009=276116.96Kg/hC.塔顶加入得吸收水量（a）出塔AN溶液总量溶液中丙烯腈为1.8%（Wt），丙烯腈的量为30348.62Kg/h，所以，出塔丙烯腈溶液总量为30348.62（b）塔顶加入的吸收水量作水吸收塔的总质量衡算：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=1686034.44+276116.96−328710.67−=1564148.89Kg/hD.塔底AN溶液的组成和量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=1564148.89+702.32×18−2082.6=1574708.05Kg/h（3）水吸收塔平衡表如下表1—12所示表1—12水吸收塔的物料平衡入塔气组分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2合计流量Kmol/h131.76168.46527.9702.328259.6572.62100.15185.946.68343.610999.03含量0.0120.01530.0480.0640.7510.0520.0090.0170.00070.0311.000出塔气流量Kmol/h131.76168.46527.9115.708259.60000343.69019.12检验之前关于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性系统压力低于一个大气压，则气体可视为理想气体。符合亨利定律和分压定律的要求。压力和含量的关系为P塔底排出液的温度为16.56℃，按15℃计（详细计算见后面热衡算）查得15℃时AN、ACN、ACL、HCN的亨利系数E值为[15]：ACNE=4atm=405.3KPaHCNE=18atm=1824KPaACLE=3333mHg=444.4KPaANE=8atm=810KPaA.丙烯腈AN塔底PXXANB.丙烯醛ACLPXXACLC.乙腈ACNXXACND.氢氰酸HCNPXXHCN综上，可知，塔釜对HCN的吸收推动力小于0。假设合理。热量衡算A.入塔气带入热Q1由表1—10可知，Q1=(131.76×61.92+168.46×72.38+527.9×29.46+702.32×29.29+8259.6×36.75+572.62×63.35+100.15×52.09+185.94×62.76+6.68×65.61+343.6×38.66）（40−0）=1.71×B.入塔冷凝水带入热Q2QC.出塔气带出热Q3QD.吸收水带入热Q4QE.出塔AN溶液带出热Q5AN溶液中各组分的液体摩尔热容如表1—13所示表1—13AN溶液中各组分的液体摩尔热容组分H2OANACNHCNACLCp75.3121.1107.371.55123.8QF.水冷凝放热Q6水冷凝量=12641.76−2082.6=10559.16KJ/h冷凝热2256KJ/Kg，故G.AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热Q7∵溶解热=冷凝放热+液—液互溶放热=冷凝热查得AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热数据如表1—14所示表1—14AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热组分ANACNACLHCN冷凝热(KJ/Kg)610.9765.7493.7937.2Q=2.66×H.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：1.71×=3732984.768+6681750t解得：t=16.56℃3.1.7空气水饱和塔釜液槽（1）计算依据排污量按乙腈解吸塔的塔釜液量的15%考虑。乙腈解吸塔塔釜液入槽量和去萃取解吸塔的液体量来自精制工段物料衡算。物料衡算进料：A.乙腈解吸塔釜液入槽量=2266000−950020=1315980Kg/hB.空气饱和塔塔底液入槽量=905283−135960=769323Kg/hC.入槽软水量xKg/h出料：A.去水吸收塔的液体量1.637×106Kg/hB.去萃取解吸塔的液体量600000Kg/h做釜液槽的总质量平衡，得1315980+769323+x=1.637×10X=1.52×热量衡算A.入槽乙腈解吸塔釜液带入热QB.入槽软水带入热QC.空气饱和塔塔底液带入热QD.去水吸收塔液体带出热QE.去萃取解吸塔液体带出热QF.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×（0.95×（5.78×解得t=84.3℃3.1.8丙烯蒸发器热量衡算（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40094Kg/h。（2）相关数据A.0.405MPa下丙烯的沸点为−13℃，汽化热410KJ/KgB.0.405MPa下丙烷的沸点为−5℃，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A.丙烯蒸发吸收的热量QB.丙烷蒸发吸收的热量QC.丙烯蒸发器的热负荷冷损失按10%考虑Q=1.1×（D.冷冻盐水用量W平均温度（−1℃）下，冷冻盐水比热容为3.47KJ/(Kg·K)W=3.1.9丙烯过热器热量衡算（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,且冷凝热为2138KJ/Kg。热衡算求丙烯过热器热负荷Q和加热蒸汽量W丙烯气比热容为1.464KJ/（Kg·K），丙烷气比热容1.715KJ/（Kg·K），冷损失按10%考虑，需要加热蒸汽提供热量为：Q=1.1×（40094×1.464+7412.24×1.715）×[65−(−13)]=6.13×加热蒸汽量为W=3.1.10氨蒸发器热量衡算（1）计算依据A.蒸发压力0.405MPaB.加热剂用0.405MPa饱和蒸汽，冷凝热为2138KJ/Kg（2）有关数据0.405MPa下氨的蒸发温度为−7℃，汽化热为1276KJ/Kg热衡算求氨蒸发器的热负荷Q和加热蒸汽用量W冷损失按10%考虑氨蒸发器的热负荷Q为Q=17041×1276×1.1=2.39×加热蒸汽量为W=3.1.11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17041Kg/h（2）热衡算求气氨过热器的热负荷Q和加热蒸汽用量W氨气的比热容为2.218KJ/(Kg·K),冷损失按10%算。气氨过热器的热负荷为Q=17041×2.218×[65−(−7)]×1.1=2.994×加热蒸汽用量为W=3.1.12混合器（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量17041Kg/h；丙烯进口温度65℃，流量40094Kg/h；丙烷进口温度65℃，流量7412.24Kg/h。混合器出口温度110℃。湿空气来自空气加热器。热衡算求进口湿空气的温度t以0℃为衡算标准，C3H6、C3H8、NH3在0~65℃的平均比热容的值如表1—15：表1—15C3H6、C3H8、NH3在0~65℃的平均比热容物质C3H6C3H8NH3Cp/[KJ/(Kg·K)]1.5691.822.197A.气态丙烯、丙烷带入热Q1QB.气态氨带入热Q2QC.湿空气带入热Q3N2、O2和蒸汽在0~137℃的平均比热容分别为1.046KJ/(Kg·K)、1.841KJ/(Kg·K)和1.925KJ/(Kg·K)QD.混合器出口气体带出热Q4QE.热衡算求进口湿空气的温度t0.9×（解得t=136.13℃3.1.13空气加热器的热量衡算（1）计算依据A.入口空气温度90℃，入口空气温度136.13℃。B.空气的流量和组成如表1—16所示表1—16空气的流量和组成组分O2N2H2O合计Kg/h7025923126951534353062（2）热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量N2、O2和蒸汽在90~136℃的平均比热容分别为1.046KJ/(Kg·K)、1.841KJ/(Kg·K)和1.925KJ/(Kg·K)。热损失按10%考虑，热负荷为Q=(231269×1.046+70259×1.841+51534×1.925）×（136−90）×1.1=2.38×用0.608MPa的蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066KJ/Kg，加热蒸汽量为W=3.2主要设备的工艺计算3.2.1流化床合成反应器（1）计算依据A.出口气体流量15695Kmol/h;入口气体流量15444.58Kmol/h;C3H6为954.62Kmol/h.B.气体进口压力0.203MPa，出口压力0.162MPa。C.反应温度470℃，气体离开扩大段温度为360℃D.以水为冷却剂，产生0.405MPa(E.接触时间10s。（2）反应段直径因反应过程总物质的量增加，所以按出口处计算塔径比较好。出口处气体体积流量为V=15444.58×22.4×取空床线速2.8m/s反应段直径为d=取流化床反应段直径为9m。反应段高度催化剂的堆体积应为V静床高H0取膨胀比为2，则反应段高度为H取反应段高52m。校验：催化剂的堆密度为640Kg/催化剂的质量W=1635.5×640=1046720Kg=1046.72t催化剂负荷为954.实验装置的催化剂负荷可达到1.77mol扩大段（即扩大段）直径取扩大段气速u=0.4m/s气体流量V=15695×22.4×稀相段直径为d=[扩大段高度根据流化床直径21.5m，空塔气速2.8m/s。查阅资料得H∴稀相段高度H反应段冷却装置得换热面积换热装置用套管式，总传热系数取233W/(换热装置的热负荷前面已算出，Q=3.525×换热面积为F=取30%的设计裕量，则换热面积为1673m扩大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（143℃）蒸汽。总传热系数取20W/(m2换热装置热负荷为Q=5.76×△tm=[(470−143)−(360−143)]换热面积为F=取30%的设计裕量，则换热面积为3896m流化床反应器的具体数据如下表：表1—17流化床反应器数据项目数值项目数值反应段直径9m扩大段直径21.5m反应段高度52m扩大段高度9m反应段冷却装置的换热面积1673m2扩大段冷却装置的换热面积3896m23.2.2空气饱和塔（1）计算依据A.进塔空气的组成和流量如表1—18所示表1—18进塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h2159.68259.6368.5310787.73Kg/h702592312696633.61308161.61B.出塔空气的组成和流量如表1—19所示表1—19出塔空气的组成和流量组分O2N2H2O合计Kmol/h2159.68259.62863.913