1、年產3.5萬噸丙烯腈合成工段工藝設計年級2013專業化學工程與工藝學號姓名指導教師設計成績完成日期2016年 月 日課程設計成績評定欄評定基兀評審要素評審涵分值評分簽名欄設計說明，50%格式規容完整M U_Lfc.格式是否規10評閱教師簽名容是否完整 tTAt. 1_1 J10工藝計算正確、完整和規物料恒算10熱量衡算10設備設計和選型10設計圖紙，40%圖紙規標注清晰方案流程圖10評閱教師簽名工藝物料流程圖10帶控制點的工藝流程圖20平時成績，上課出勤上課出勤考核5指導教師簽名10%制圖出勤制圖出勤考核5合計100化工工藝設計課程設計任務書學號學生專業（班級）設計題目年產 3.5萬噸丙烯臘合

2、成工段工藝設計設計技術參數生產能力：35000噸/年原料：丙烯85%，丙烷15% （摩爾分率）；液氨100%產品：1.8%（ wt）丙烯腈水溶液生產方法：丙烯氨氧化法丙烯腈損失率：3%設計裕量：6%年操作日：300天確定設計方案，并畫出流程框圖（要求見4 （1）;設 計 要 求2.物料衡算，熱量衡算3.主要設備的工藝設計計算4.繪圖要求：（1）流程框圖（CAD或者PPT繪，截圖在方案設計中）；（2）方案流程圖（CAD或手繪，A3圖紙）;（3）工藝物料流程圖（帶物料表，CAD或手繪，A3圖紙）； （4）制帶控制點的工藝流程圖（CAD或手繪，A3圖紙）；5.編寫設計說明書1.設計計算：1.5周工藝

3、流程圖與設計說明書：1周答辯：0.5周第一周：物料衡算、熱量衡算及主要設備的工藝設計計算 第二周：畫圖，撰寫設計說明書， 第三周：答辯化工工藝設計手冊第四版（上下冊），中國石化集團工程編，化學工業，2009化學化工物性參數手冊，化工學院等編，化學工業，2002年第一部分概述1.1丙烯腈的性質丙烯腈的物理性質丙烯腈是一種非常重要的有機化工原料，在合成纖維、樹脂、橡膠急膠粘劑等領域有著 廣泛的應用。丙烯腈，英文名Acrylonitrile （簡稱為ACN），化學分子式：CH2二CH-CN； 分子量：53.1。丙烯腈在常溫下是無色或淡黃色液體，劇毒，有特殊氣味；可溶于丙酮、苯、 四氯化碳、乙醚和乙醇

4、等有機溶劑；與水互溶，溶解度見表1-1。丙烯腈在室允許濃度為 0.002MG/L ,在空中的爆炸極限為3.0517.5% （體積因此，在生產、貯存和運輸中， 必須有嚴格的安全防護措施。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、異丙醇等會成二元共沸混合物，和水的共沸點為 7KC,共沸點中丙烯腈的含量為88% （質量），在有苯乙烯存在下，還能形成丙烯腈一苯 乙烯一水三元共沸混合物。丙烯腈的主要物理性質見表1-2。表1-1丙烯腈與水的相互溶解度溫度/c水在丙烯腈中的溶解度（質量）/%丙烯腈在水中的溶解度（質量）/%02.107.15102.557.17203.087.30303.827.51404.857.9

5、0506.158.41607.659.10709.219.908010.9511.10表1-2丙烯腈的主要物理性質性質指標性質指標性質指標沸點 (101.3KPa)78.5。燃點/。481蒸汽壓/KPa熔點/。82.0比熱容/J.kg-LK-120.920.038.7。時6.67相對密度（d426 ）0.0806蒸發潛熱 （077。）32.6kJ/mol45.5。時33.33粘度（25。00.34生成熱（25。）151kJ/mol77.3。時101.32折射率（nD25 ）1.3888燃燒熱1761kJ/mol臨界溫度246。閃點/。0聚合熱（25。）72 kJ/mol臨界壓力3.42MPa丙

6、烯腈的化學性質及應用丙烯腈分子中含有雙鍵及MSC-CN ）,其化學性質非常活潑，可以發生加成、聚合、水解、醇解、腈基及氫乙基化等反應。聚合反應和加成反應都發生在丙烯腈的c=c雙鍵上，純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產過程中，通常要加少量阻聚劑，如對苯酚甲基醚（阻 聚劑MEHQ對苯二酚、氯化亞銅和胺類化合物等。除自聚外，丙烯腈還能與苯乙烯、丁 二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一種或幾種發生共聚反應，由此可制得合成纖維、 塑料、涂料和粘合劑等。丙烯腈經電解加氫偶聯反應可以制得已二腈。氰基反應包括水合反 應、水解反應、醇解反應等，丙烯腈和水在銅催化劑存在下，可以水合

7、制取丙烯酰胺。氰乙基化反應是丙烯腈與醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反應；丙烯腈和醇反應可 制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液體染料的分散劑、抗靜電劑、纖維處理劑、表面活性劑、 醫藥等的原料。丙烯腈與氨反應可制得1，3丙二胺，該產物可用作紡織溶劑、聚氨酯溶劑 和催化劑。丙烯腈主要用來生產ABS樹脂，丙烯酰胺、丙烯酸纖維、己二睛和苯乙烯-己二睛樹脂等，目前國供不應求，每年需大量進口來滿足市場需求，2000年進口量超過150kt。1.2丙烯腈的生產狀況世界丙烯腈生產與消費概況全世界丙烯腈的生產主要集中在美國、西歐和日本等國家和地區。全世界1999年丙烯 腈總生產能力為，523.3萬t（見表1-3）。美

8、國、日、西歐丙烯腈生產能力合計為357萬t， 占世界總能力的66.9%。1999年世界丙烯腈需求量為480萬產量470萬t。預計到 2000年，世界丙烯腈總生產能力將達到585萬t,產量及消費量將達到507萬&其中用 于腈綸的消費量為275萬t,用于ABS、AS為126萬t,其它106萬t（見表1-4）。今年臺 塑公司4月和年末各有10萬t/a裝置投產、美國Solutia公司8月25萬t/a裝置建成，還 會增加45萬t生產能力。2000年是日本旭化成、三菱化學和韓國東西石油化學、泰光產 業等公司的定期檢修年，這會緩和對新增能力投產的沖擊。表1-3 1999年世界丙烯腈生產能力（萬t/a）國家和

9、地區生產能力美國164.2德國44意大利19荷蘭18.5西班牙11.5英國28.0墨西哥16.5韓國37中國（總計）38.8合計國家和地區生產能力土耳其9.0巴西9.0南非7.5印度3.0羅馬尼亞8.0保加利亞4.5日本71.8俄羅斯24中國省18.0532.3表1-4世界丙烯腈消費結構（萬t）年份19951996生產能力463508產量415437消費量415437腈綸231244ABS/AS100107其它8486開工率（）90861997199820005335455854514695074514695072512602751101159094106858687國生產概況我國烯腈生產起步

10、于1968年。八十年代開始，我國丙烯腈工業發展很快，從國外引進 技術目前正在運行的生產裝置有9套（包括中國省）,總生產能力為58.8萬t，加上采用國 技術的生產裝置總生產能力為59.3萬t。正在計劃建設的生產裝置有石化公司25萬t/a, 金陵石化公司6.6萬t/ a。另外，有不少裝置也準備將其生產能力擴大。至到2000年，我國 丙烯腈總生產能力可達80多萬t,其中中國大陸丙烯腈生產能力可達42萬 45萬椀，省 丙烯脂生產能力為38萬t/a。這樣，我國2000年丙烯腈總生產能力將居世界第二位，而 僅次于美國。我國丙烯腈生產能力。見表1-5。表1-5我國丙烯腈生產能力（萬t/a）生產廠家生產能力采

11、用技術備 注石化股份5BP技術實際可達到7石化總廠化工一廠6BP技術油田聚合物廠6BP技術齊魯石化公司丙烯腈廠4BP技術齊魯石化公司齊勝化工廠0.5國技術蘭化公司石化廠3.2BP技術石化公司腈綸廠5BP技術計劃擴展7吉化公司化肥廠6.6BP技術石化公司腈綸廠5BP技術CPDC公司18BP技術合計59.31.3我國丙烯腈發展方向1.4丙烯氨氧化的原理化學反應在工業生產條件下，丙烯氨氧化反應是一個非均相催化氧化反應:CH CH = CH + NH + 3 O CH = CHCN + 3H O3232 222AH = -512. 5kJ / mol與此同時，在催化劑表面還發生如下一系列主要的副反應。

12、（1）生成乙腈（ACN）:CH CH = CH + 3 NH + 3 O 3 CH CN + 3H O32232 2232AH = -362. 3kJ / mol（2）生成氫氰酸（HCN）。CH 3CH = CH2 + 3NH3 + 3O2 3HCN + 6H 2OAH = -315. 5kJ / mol（3）生成丙烯醛。CH 3CH = CH2 + O2 CH2 = CHCHO + H2OAH = -353. 1kJ / mol生成二氧化碳。CH CH = CH + 9 O 3CO + 3H O322222AH = -641kJ / mol上述副反應中，生成乙腈和氫氰酸的反應是主要的CO2、

13、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。除上述副反應外，還有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反應。 催化劑丙烯氨氧化所采用的催化劑主要有兩類即Mo系和Sb系催化劑。Mo系催化劑 工業上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化劑, 其代表組成為PBi9Mo12O52。活性組分為MoO3和Bi2O3.Bi的作 用是奪取丙烯中的氫,Mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一個 雙功能催化劑。P是助催化劑,起提高催化劑選擇性的作用。這種催化 劑要求的反應溫度較高(460 490。0,丙烯腈收率60%左右。由于在 原料氣中需配入大量水蒸氣,約為丙烯量的3倍(mol

14、),在反應溫度下 Mo和Bi因揮發損失嚴重，催化劑容易失活,而且不易再生，壽命較短， 只在工業裝置上使用了不足10年就被C-21、C-41等代替。Sb系催化劑 Sb系催化劑在60年代中期用于工業生產，有 Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。初期使用的Sb-U-O催化劑活 性很好，丙烯轉化率和丙烯腈收率都較高，但由于具有放射性，廢催化 劑處理困難，使用幾年后已不采用。Sb-Fe-O催化劑由日本化學公司開發成功，即牌號為NB-733A和NB-733B催化劑。據文獻報道，催化 劑中Fe/Sb比為1:1(mol),X光衍射測試表明，催化劑的主體是 FeSbO4，還有少量的Sb2O4。工業運

15、轉結果表明,丙烯腈收率達75% 左右,副產乙腈生成量甚少，價格也比較便宜，添加V、Mo、W等可改 善該催化劑的耐還原性。反應機理和動力學丙烯氨氧化生成丙烯腈的反應機理，目前主要有兩種觀點。可簡單地用下式表示。NH,HCHO FCZgCHr Ci-Ea OHCHO 擋性 CH2 HCZNHa CHjCHO第二部分生產方案選擇 第三部分工藝流程設計 3.1丙烯腈工藝流程示意圖 3.2小時生產能力按年工作日300天，丙烯腈損失率3%，設計裕量為6%，年產量為 3.5萬噸計算，則每天每小時產量：=5307. 36kg / h35000 x 1000 x 1.06 x 1. 03300 x 24第四部分

16、物料衡算和熱量衡算4.1反應器的物料衡算和熱量衡算計算依據（1） 丙烯腈產量5307.36kg/h，即 F=100.03kmol/h（2）原料組成（摩爾分數） 丙烯（C3H6）85%，丙烷（C3H8）15%（3）進反應器的原料配比（摩爾分數）為C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3反應后各產物的單程收率為：物質丙烯腈（AN）氰化氫（HCN ）乙腈(CAN)丙烯醛（ACL）CO2摩爾收率0.60.0650.070.0070.12（4）操作壓力進口： 0.203MPa ，出口： 0.162MPa反應器進口氣體溫度110,反應溫度470,出口氣體溫度360C4.1.2 物料衡算反應器

17、進口原料氣中各組分的流量C3H6:100.03/0.6 = 166.72kmol/h = 7002.1kg/hC3H8 : 166. 72 * 0. 15 = 29. 42kmol /h = 1294. 53kg / h3 80. 85NH3 : 166. 72 X 1. 05 = 175. 06kmol / h = 2975. 95kg / hO2 : 166. 72 x 2. 3 = 383. 46kmol / h = 12270. 59kg / hIZ .0 7q / 受2.168寸 H 、loulg H 6ZOX .s LNq _ 急 88 ZOO6 H qI。互sOOL0Hcox R

18、 99I - ONHIVoEMmooOInu-JZ、6l9mzomLr)-SWK raHg熙即&r如唳口汨胞回底(CN)丙烯醛：166. 72 x 0. 007 = 1. 17kmol / h = 65. 53kg / hCO2 : 3 x 166. 72 x 0. 12 = 60. 02kmol / h = 2640. 84kg / hHCN : 3 x 166. 72 x 0. 065 = 32. 51kmol / h = 877. 78kg / hC3H8 : 29. 42kmol / h = 1294. 53kg / hN2 : 1442. 54kmol / h = 40391. 12

19、kg / h TOC o 1-5 h z 39383. 46 x 100. 03 - 32. 51 - 1. 17 - 17. 51 x 60. 02O2 :23 x 2=92. 20kmol / h = 2950. 4kg / h72 - 1 x 32.51 - 1. 17 - 2 x 17. 51 - 100. 01 - 1 x 60. 02C3H6 :333=23. 02kmol / h = 966. 98kg / hNH3 : 175. 06 - 32. 51 - 17. 51 - 100. 03 = 25. 01kmol / h = 425. 17kg / hh2o：500. 16

20、+ 3 x 100. 03 + 2 x 32. 51 + 2 x 17. 51 + 60. 02 + 1. 17=961. 48kmol /h = 17306. 64kg / h(3):反應器物料平衡表流量和組成組分反應器進口反應器出口kmol/ hkg/h%(mol)%(wt)kmol/ hkg/h%(mol)%(wt)C3H6166.727002.106.189.6023.02966.980.831.32C3H829.421294.531.091.7829.421294.531.061.78nh3175.062975.956.494.0825.01425.170.900.58O2383.4

21、612270.514.2216.8292.202950.403.314.059N21442.5440391.1253.4855.381442.5440391.1251.7955.37H2O500.169002.8818.5412.34961.4817306.6434.5223.73丙烯腈(AN)0000100.035307.363.597.28乙腈(ACN )000017.51717.770.630.98氰化氫(HCN )000032.51877.781.171.20丙烯醛(ACL)00001.1765.530.040.09CO2000060.022640.842.163.62合計2697.3

22、672937.171001002784.9172944.12100100熱量衡算查閱相關資料獲得各物質各物質0 110C、0360偵04701的平均定壓比熱容物質C3H6C 3 H 8NH3O 2N2H2OANHCNACNACLCO 2Cp /kJ /(kg-K)01101.842.052.3010.9411.1.883c10360C2.673.0132.6361.0041.0882.0081.871.641.9331.961.1300470C2.923.3472.9391.1.1092.0922.1.722.102.171.213濃相段熱衡算求濃相段換熱裝置的熱負荷及產生蒸汽量假設如下熱力學

23、途徑:A H各物質25tc平均比熱容用0tC的平均比熱容代替，誤差不大 因此：AH = (7002. 1 x 1.841 + 1294. 53 x 2. 05 + 2975. 95 x 2. 301 + 12270. 59 x 0. 941 + 40391. 12 x 1. 046 + 9002. 88 x 1. 883) x (25 - 110) = -7916940. 23kJ / hAH = -(100. 03 x 103 x 512. 5 + 17. 51 x 103 x 362. 3 + 32. 51 x 103 x 315. 5 2+ 1. 17 x 103 x 353. 1 +

24、60. 02 x 103 x 641) = -106752100kJ / hAH3 = (966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4 x 1. 046 + 40391. 12 x 1. 109 + 17306. 64 x 2. 092 + 5307. 36 x 2. 029 + 717. 77 x 1. 724+ 877. 78 x 2. 1 + 65. 53 x 2. 172 + 2640. 84 x 1. 213) x (470 - 25)=48814314. 75kJ /hAH = AH + AH +

25、 AH = -7916940. 23 - 106752100 + 48814314. 75=-65854725. 48kJ / h若熱損失取的5%，則需有濃相段換熱裝置取出的熱量(即換熱裝置的熱負荷)為：Q = (1 - 0. 05) x 65854725. 48 = 62561989. 21kJ / h濃相段換熱裝置產生0.405MPa的飽和蒸汽(飽和溫度143。01431飽和蒸汽焓：ista= 2736kJ / kg143。飽和水焓：L =601.2kJ / kgH 2所以： 產生的蒸汽量=62561989.21 = 29305. 78kg/h八2736 - 601.2稀相段熱衡算求稀相段

26、換熱裝置的熱負荷及產生蒸汽量以0。氣體為衡算基準進入稀相段的氣體帶入熱為：Q = (966. 98 x 2. 929 + 1294. 53 x 3. 347 + 425. 17 x 2. 939 + 2950. 4 x 1. 046+ 40391. 12 x 1. 109 + 17306. 64 x 2. 092 + 5307. 36 x 2. 029 + 717. 77 x 1. 724+ 877. 78 x 2. 1 + 65. 53 x 2. 172 + 2640. 84 x 1. 213) x (470 - 0)=51556691.98kJ /h離開稀相段的氣體帶出熱為：Q = (96

27、6. 98 x 2. 678 + 1294. 53 x 3. 013 + 425. 17 x 2. 636 + 2950. 4 x 1. 004+ 40391. 12 x 1. 088 + 17306. 64 x 2. 008 + 5307. 36 x 1. 874 + 717. 77 x 1. 640+ 877. 78 x 1. 933 + 65. 53 x 1. 966 + 2640. 84 x 1. 130) x (360 - 0)=37873108. 11kJ /h熱損失取4%，則稀相段換熱裝置的熱負荷為：Q =(1 - 0. 04)(Q1 - Q2) = (1 - 0. 04)(51

28、556691.98 - 37873108. 11) = 13136240. 51kJ / h稀相段換熱裝置產生0.405的飽和蒸汽，產生的蒸汽量為：=6153.38kg /h13136240.512736 601. 24.2空氣飽和塔的物料衡算和熱量衡算 計算依據入塔空氣壓力0.263MPa，出塔空氣壓力0.243MPa 空壓機入口空氣溫度30。，相對溫度80%,空壓機出口氣體溫度 170C 飽和塔氣、液比為152.4(體積比)，飽和度0.81 塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度105C,組成如下:組分ANACN氰醇ACL水合計%(Wt)0.0050.0080.00050.000299.9861

29、00 塔頂出口濕空氣的成分和量按反應器入口氣體的要求為：O2 : 383.46kmol/h，即 12270.59kg/hN2 : 1442.54 kmol/h，即 40391.12 kg/hH2O : 500.16kmol/h，即 9002.88 kg/h物料衡算進塔空氣量進塔干空氣量=383. 46 + 1442. 54 = 1826kmol/h = 52661. 71kg / h查得30C，相對濕度80%時空氣溫含量為0.022kg 水氣/kg干空 氣.因此，進塔空氣帶入的水蒸氣量為：0. 022 x 52661. 71 = 1158. 56kg / h進塔熱水量氣、液比為152.4，故進

30、塔噴淋液量為：273 + 1700.101311826 x 22. 4 xxx = 167. 75m 3 / h2730.263152.4塔頂噴淋液105C的密度為，因此進塔水的質量流量為：75 x 958 = 160703. 05kg / h出塔濕空氣量出塔氣體中的O2、n2、h2o的量與反應器入口氣體相同，因而:O2 : 383.46kmol/h，即 12270.59kg/hN2 : 1442.54 kmol/h，即 40391.12 kg/hH2O : 500.16kmol/h，即 9002.88 kg/h出塔液量塔內水蒸發量=9002. 88 - 1158. 56 = 7844. 32

31、kg/h所以，出塔液流量 =160703.05 - 7844. 32 = 152858. 73kg/h熱量衡算空氣飽和塔出口氣體溫度500. 16空氣飽和塔出口氣體中，蒸汽的摩爾分數為：X 100% = 21. 5%383. 46 + 1442. 54 + 500. 16根據分壓定律，蒸汽的實際分壓為: 脫=P=0215 X 0 243 = 0.05225MPa飽和度為0.81, 所以飽和蒸汽分壓應為:0.05225 = 0. 0645MPa = 64500Pa0.81查飽和蒸汽表得到對應的飽和溫度為90,因此，須控制出塔氣體 溫度為901.才能保證工藝要求的蒸汽量入塔熱水溫度 入塔水來自精制

32、工段乙腈解吸塔塔釜，105C由熱衡算求出塔熱水溫度t 熱衡算基準：0C氣態空氣，0C液態水1701進塔空氣帶入的熱量Q1 :170OC蒸汽焓值為2773.3kJ/kg，干空氣在0l70C的平均比熱容cp = 1.004kJ/(kg - K)所以，Q = (12270. 59 + 40391. 12) x 1. 004 x (170 - 0) + 1158. 56 x 2773. 3=12201335. 11kJ/h出塔濕空氣帶出熱量q290C蒸汽焓2660kJ/kg，空氣比熱容取c = 1.004kj / kg . kQ = (12270. 59 + 40391. 12) x 1. 004 x

33、 (90 - 0) + 9002. 88 x 2660=28706172. 92kJ / h105C入塔噴淋液帶入熱量Q3Q3 = 160703. 05 x 4. 184 x (105 - 0)= 70600063. 93kJ / h求出塔熱水溫度t出塔熱水帶出熱量 :Q = 152858. 73 x 4. 184t = 639560. 93tkJ / h熱損失按5%者，則Q損=0. 05 x(12201335. 11 + 70600063.93)= 4140069. 95kJ / h熱平衡方程QQQ/Q/Q損即12201335.11+70600063.93 = 28706172.92+639

34、560.93t+4140069.95解得 t=78.11C故，出塔熱水溫度為78.11C4.3氨中和塔物料衡算和熱量衡算計算依據(1 )入塔氣體流量和組成與反應器出口氣體相同在中和塔全部氨被硫酸吸收，生成硫酸銨新鮮硫酸吸收劑的含量為93%(wt)(4 )塔底出口液體(即循環液)的組成如下組分水ANACNHCN硫酸硫酸銨合計%(wt)68.530.030.020.0160.530.90100(5進塔氣溫度1801出塔氣溫度76。口新鮮硫酸吸收劑溫度30(6 )塔頂壓力0.122MPa，塔底壓力0.142MPa圖2氨中和塔局部流程1一氨中和塔；2循環冷卻器物料衡算排出的廢液量及其組成進塔氣中含有4

35、25.17kg/h的氨，在塔被硫酸吸收生成硫酸銨氨和硫酸反應的方程式： 2NH + H SO = (NH ) SO 3244 24(NH ) SO的生成量，即需要連續排出的(NH ) SO的流量為:424424425. 17 x -1% = 1650.66kg / h2 x 17塔底排出液中,(NH4)2SO4的含量為30.9% (wt),因此，排放的廢液量為:1650. 66 / 0. 309 = 5341. 94排放的廢液中.各組分的量：H2O : 5341. 94 x 0. 6853 = 3660.83kg / hAN : 5341. 94 x 0. 0003 = 1.60kg / hC

36、AN : 5341. 94 x 0. 0002 = 1. 07kg / hHCN : 5341. 94 x 0. 00016 = 0. 85kg / hH2SO4 : 5341. 94 x 0. 005 = 26. 71kg / h(NH4)2SO4 : 5341. 94 x 0. 309 = 1650. 66kg / h(2 )需補充的新鮮吸收劑(93%的 H2SO4 )的量為：(5341. 94 x 0. 005 + 425. 17 x 9) / 0. 93 = 1346.45kg / h2 x 17出塔氣體中各組分的量C3H6 : 966.98kg/h=23.02kmol/hC3H8:

37、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+1346.45x0.07-3660

38、.83 = 13740.06kg/h=763.34kmol/h熱量衡算出塔氣體溫度736 34y =h型736 34 + 60 . 02+ 32 51 + 1. 17 + 17. 50 + 100 02 + 1442 54 + 92 20 + 23. 02 + 29 42=0. 298塔頂氣體中實際蒸汽分壓為：PH2O=yH2OP=0.298x0.122=0.0364MPa設飽和度為0.98，則與出塔氣體溫度平衡的飽和蒸汽分壓為:P。= 0 0364 = 0. 0371MPah少0. 98入塔噴淋液的硫酸銨含量為:100 x 30.9 = 45g(NH ) SO / 100gH O68.534

39、 242已知硫酸銨上方的飽和蒸汽壓如表一含量 溫度 fff*404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109根據入塔噴淋液的硫酸銨含量和PH2O的值，插得到出： 塔氣的溫度為76.7入塔噴淋液溫度入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6.7。故為70塔釜排出液溫度九0=3452入塔氣水蒸汽分壓：PH2O=yH2OP=0.3452x0.142=0.049MPa在釜液(州4檜04含量成印)SO / i00gH O )下溶液上方的飽和蒸 4 242汽分壓等于0.049MPa時的釜液溫度即為釜液的飽和溫度，用插法

40、 從表中得到，飽和溫度為83.53,設塔釜液溫度比飽和溫度低2.53C即81C。又查硫酸銨的溶解度數據得知，80C時海100g 水能溶解95.3g硫酸銨，而釜液的硫酸銨含量為(45g(NH)SO / i00gH O)，所以釜液溫度控制81C不會有硫酸銨結晶 4242析出。熱衡算求循環冷卻器的熱負荷和冷卻水用量作圖3.3的虛線方框列熱平衡方程得圖3氨中和塔的熱量衡算1一氨中和塔；2循環冷卻器Q1 + Q3 + Q4 + Q5 + Q6 + Q822 + Q7 + Q9入塔氣體帶入熱入塔氣體帶入熱量Q1=2.53x106kJ/h出塔氣體帶出熱各組分在0 76.71的平均比熱容的值如下組分C3H6C

41、3H802N2H2OANHCNACNACLCO2C p1.7151.9660.9414l.1.8831.3471.3931.4061.3430.921Q2=(966.98x1.715 + 1294.53x1.966+2950.4x0.9414+40391.12 x1.+13740.06x1.883 + 1.347x5307.24+1.393x877.72 + 1.406x 717.69+1.343x65.53+0.921x2640.84) x(76.7-0) = 87003.38x 76.7=6673159kJ/h蒸汽在塔冷凝放熱蒸汽在塔的冷凝量=進塔氣體帶入蒸汽-出口氣帶出蒸汽= 3566.

42、58kg/h蒸汽的冷凝熱為2246.6kJ/kgQ3=3566.58x2246.6=8012678.63kJ/h有機物冷凝放熱AN的冷凝量1.60kg/h，其冷凝熱為615kJ/kgACN的冷凝量1.07kg/h，其冷凝熱為728kJ/kgHCN的冷凝量0.85kg/h，其冷凝熱為878.6kJ/kgQ4=1.6x615+1.07x728+0.85x878.6=2509.77kg/h氨中和放熱每生成lmol硫酸銨放熱273.8kJq = 1650.66 x 迎 * 273.8 = 3423869kJ / h5132硫酸稀釋放熱硫酸的稀釋熱為749kJ/kgQ6=0.93x1346.45x749

43、=937896.68kJ/h塔釜排放的廢液帶出熱量塔釜排放的廢液中，h2o與的(NH4)2SO4的摩爾比為3660.83 / 1650.66 = 203. 38 / 12.51，查氮肥設計手冊得此組成的硫酸 18132銨水溶液比熱容為3. 347kJ /(kg K)Q7=5341.94x3.347 x (80-0) = 1430357.85kJ/h新鮮吸收劑帶入熱30C 時,93%H2SO 的比熱容為 1.603kJ /(kg K)Q8=1346.45x 1.603 x (30-0)=64750.78kJ/h循環冷卻器熱負荷因操作溫度不高，忽略熱損失把有關數據代入熱平衡方程有：解得：Q = 2

44、.53 x 106 - 6673159 + 8012678. 63 + 2509. 77 + 3423869 + 937896. 68-1430357. 89 + 64750. 78 = 6868188. 01kJ / h循環冷卻器的冷卻水用量設循環冷卻器循環水上水溫度32，排水溫度36C則冷卻水量為 :W =6868188.01= 410384. 08kg / h4. 184 x (36 - 32)循環液量循環液流量受入塔噴淋液溫度的限制，701循環液的比熱容為3. 368kJ /(kg K) / 循環液與新鮮吸收液混合后的噴淋液比熱容為3. 364kJ /(kg K)設循環液流量為m kg

45、/h，循環冷卻器出口循環液溫度tC對新鮮暖收劑與循環液匯合處(附圖中A點)列熱平衡方程得：mx3.368t+9267=(m + 192.7) x3.364x70(1)對循環冷卻器列熱平衡得：mx3.347x81 - mx3.368t=6868188.01 (2)t = 70C聯解式(1)(2)得：m = 193942.26kg/h4.4換熱器物料衡算和熱量衡算氣體來自氨中和塔氣液混合物去水吸收塔換熱器AN溶液去精制AN溶液來自水吸收塔76.7C40C計算依據進口氣體76.71,組成和流量與氨中和塔出口氣相同出口氣體溫度40C,操作壓力115.5kPa物料衡算進口氣組成及流量如下如x19 卜LT

46、)CNCM o u。 sdz x1x1NU HNUN|9。瓣318同79。.。巨巖 、粉q/6w80CNCNnq/_OElz9cxiCNlxS瞟-il 一 isOEXSSrni aH4-N osisuoo uoosrnsR9Hmu00HmuCN oCNNN NO NOHCN o oOCNH熱量衡算換熱器入口氣體帶入熱(等于氨中和塔出口氣體帶出熱)Q1=6673159kJ/h蒸汽冷凝放出熱40C水汽化熱為2401.1kJ / kgQ2=11532.06x2401.1=27689629.27kJ/h冷凝液帶出熱Q3=11532.06x4.184x(40-0) = 1930005.56kJ/h出口氣

47、體帶出熱出口氣體各組分在0 40C的平均摩爾熱容為：組分C3H6C3H8。2N2H2。ANACNHCNACLCO2C p61.9272.3829.4629.2936.7563.3552.0962.7665.6138.66Q4= ( 23.0 x61.92+29.4x72.38 +36.75x122.7+92.2x 29.46+1442.5x29.29+63.35x100+17.50 x52.09+32.51x62.76+1.17x65.61 +60.0 x38.66 )x(40-0) = 2588466.41kJ/h熱衡算求換熱器熱負荷平衡方程：Qj+QzuQ/QjQs代入數據求得：Q5=29

48、844316.3kJ/h4.5水吸收塔物料衡算和熱量衡算計算依據水吸收塔的局部流程(1 )入塔氣流量和組成與換熱器出口相同(2入塔器溫度40。壓力112Kpa出塔氣溫度10C壓力101Kpa(3 )入塔吸收液溫度5C出塔AN溶液中含AN 1.8% ( wt)物*4衡算進塔物料(包括氣體和凝水)的組成和流量與換熱器出口相同 進口氣量=23x42+29.4x44+122.7x18+92.2x32+1442.5x 28+100 x53 + 17.5x41+32.51x27+1.17x56+60 x44=57409.39kg/h出塔氣的組成和量出塔干氣含有：C3H6 23kmol/h =966kg/h

49、 C3H8 29.4kmol/h = 1293.6kg/h O292.2kmol/h=2950.4kg/hN21442.5kmol/h=40390kg/hCO26.7kmol/h=294.8kg/h10C水的飽和蒸汽壓po = 1228Pa，總壓P=101325pa時出塔器中干氣總量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h1228101325 1228出塔氣中含有蒸汽的量按分壓定律求得，計算如下：x 1593.8 = 19. 55kmol /h = 351. 95kg / h出 塔 氣 總 量 為966+1293.6+2950.4+40390+294.8=4

50、5894.8kg/h塔頂加入的吸收水量出塔AN溶液總量出塔AN溶液中，AN為1.8% (wt) ,AN的量為5307.36kg/h，因此，出塔 AN 溶液總量為 5307.36/0.018=294853.33kg/h塔頂加入的吸收水量作水吸收塔的總質量衡算得：入塔吸收液量=塔底AN溶液量+出塔氣體總量-入塔氣量-凝水量= 294853.33+45894.8 _ 57409.39 _ 11532.06 =271806.68kg/h塔底AN溶液的組成和量AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因為塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量與進塔氣、液混合物相同，AN溶液中的水 量按全塔水平

51、衡求出AN溶液中的水量=塔頂加入水+進塔氣液混合物中的水-出塔氣帶出的水=285194.85kg/h(5)水吸收塔平衡如下:入組C3H6C3H8H2OO2N2ANACNHCNACLCO2合計流量Kmol/23.029.4122.792.21442.510017.5032.511.1760.0192含量0.0520.00910.01690.00061出塔流量23.029.418.8292.21442.5000060.01666(6)檢驗前面入卬ACN、ACL、HCN 全部溶于水的假設的正確性因系統壓力小于1Mpa，氣相可視為理想氣體，AN、ACN、ACL、 HCN的量相對于水很小，故溶液為稀溶液.系統服從亨利定律和分 壓定律。壓力和含量的關系為：p = E x 或 p = E x。l l li i i