《20萬噸年產(chǎn)量丙烯腈合成工段初步設計》12000字（論文）

I20萬噸年產(chǎn)量丙烯腈合成工段初步設計[摘要]丙烯腈在石油化學工業(yè)產(chǎn)品中的地位是不可或缺的，作為單體，廣泛應用于合成丁腈橡膠(NBR)、腈綸纖維、合成塑料、ABS樹脂等化學產(chǎn)品。本設計使用丙烯的氨氧化來生產(chǎn)丙烯腈，它具有原料來源豐富、操作簡單、節(jié)能、環(huán)保的優(yōu)點。為完成丙烯腈合成工段的設計，將丙烯等原料處理后，為合成部分中的關鍵設備進行計算，包括流化床反應器、水吸收塔、氨中和塔、空氣飽和塔和氨、丙烯蒸發(fā)器等，并完成反應器熱交換面積的計算。[關鍵詞]丙烯腈；計算；合成；設計；丙烯氨氧化目錄TOC\o"1-3"\h\u178511緒論 1234071.1丙烯系產(chǎn)品的生產(chǎn)現(xiàn)狀 1130341.2丙烯氨氧化生產(chǎn)丙烯腈 1237181.2.1丙烯腈的性質(zhì)和用途 184711.2.2丙烯腈的生產(chǎn)方法 2226011.2.3反應原理 222601.2.4操作條件 324971.2.5主要設備—流化床反應器 4206072總體方案工藝設計 5235902.1設計任務 592742.2流程確定 5133933工藝設計計算 7260123.1物料衡算與熱量衡算 7298153.1.1反應器的物料衡算和熱量衡算 7210323.1.2廢熱鍋爐的熱量衡算 107643.1.3空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算 1163263.1.4氨中和塔物料衡算和熱量衡算 1433523.1.5換熱器物料衡算和熱量衡算 18175893.1.6水吸收塔物料衡算和熱量衡算 19325763.1.7空氣水飽和塔釜液槽 2331743.1.8丙烯蒸發(fā)器熱量衡算 24194113.1.9丙烯過熱器熱量衡算 24167343.1.10氨蒸發(fā)器熱量衡算 25194483.1.11氣氨過熱器 2557393.1.12混合器 25134383.1.13空氣加熱器的熱量衡算 26280153.2主要設備的工藝計算 2799303.2.1流化床合成反應器 2746723.2.2空氣飽和塔 29274733.2.3丙烯蒸發(fā)器 3166394結論 3332409參考文獻 34208附錄 361緒論本設計采用的是丙烯氨氧化法：即將原料（C3H6、NH3、空氣）在催化劑參與下利用氨氧化反應直接一步合成丙烯腈的工藝。在大多數(shù)國家/地區(qū)中，丙烯腈都是被廣泛使用的對象。其下游主要消費對象是腈綸，然后是ABS樹脂和丁腈橡膠[1]。此外，丙烯腈也可用于生產(chǎn)六亞甲基二胺，丙烯腈阻隔樹脂、聚丙烯腈碳纖維等[2]。目前制備丙烯腈的方法使用較多的是丙烯氨氧化法。該法較之其他，優(yōu)點很多，投入資源少，丙烯、氨、空氣都是極易獲得的原料，生產(chǎn)所需成本也很低，而且不用帶劇毒的HCN來引入-CN等優(yōu)點，迅速淘汰其他制法。丙烯系產(chǎn)品的生產(chǎn)現(xiàn)狀獲得丙烯的主要途徑有兩個，一種是在煉油廠的烯烴類產(chǎn)物中二次提煉獲得丙烯；另一種是進一步催化分解重油和其他石油提煉物獲得丙烯。丙烯主要來源以第一種獲得，近年來，行業(yè)發(fā)展建設日新月異，丙烯產(chǎn)量也快速提升。在目前的生產(chǎn)中，通過使用丙烯進行各種反應，可以獲得許多對未來發(fā)展有用的衍生物。例如丙烯可用于生產(chǎn)環(huán)氧丙烷、正丁醇、正辛醇、丙烯酸等等。目前2018年，聚丙烯對丙烯的需求量達到70%，環(huán)氧丙烷占7%，正丁/辛醇占8%，丙烯酸和丙烯腈各占4%和6%，其余共約占5%[3]。而2018年我國丙烯的供需仍是供不應求，960萬噸的需求缺口將持續(xù)穩(wěn)定增長。而在未來，丙烯的需求還會進一步的擴大。1.2丙烯氨氧化生產(chǎn)丙烯腈1.2.1丙烯腈的性質(zhì)和用途丙烯腈有劇毒，低濃度刺激粘膜，腐蝕皮膚。過量攝入蒸氣會引起惡心，嘔吐、頭暈等不良反應，因此在生產(chǎn)、貯存和運輸中，謹防丙烯腈泄露。丙烯腈的C=C雙鍵易與自身發(fā)生聚合反應，純的丙烯腈在光催化下就能與自身進行聚合，因此在成品中常加阻聚劑，防止產(chǎn)物發(fā)生自聚。常用的阻聚劑有4-甲氧基苯酚、苯醌、二苯胺、氫醌等[4]。此外，還會與一種或幾種物質(zhì)發(fā)生共聚反應，如與乙烯基氯共聚，俗稱腈氯綸兼具二者的優(yōu)點，與乙烯基苯(S)和丁二烯(B)共聚可得ABS樹脂等。目前，丙烯腈的用途主要有三方面，一來可用作色譜分析標準物質(zhì)；二來在合成各種重要的有機合成體如ABS樹脂、聚丙烯腈、尼龍66等中都需要丙烯腈參與；第三，利用丙烯腈的毒性可以制作各種殺蟲劑。1.2.2丙烯腈的生產(chǎn)方法20世紀后半葉，制備丙烯腈的方法有三種[5]。環(huán)氧乙烷法(2)乙醛法（3）乙炔法乙炔法的工藝簡單一步合成，不像環(huán)氧乙烷法和乙醛法需兩步合成且需要投入的資源較多。但難點在于丙烯腈分離提純較難，需要耗費大量的能源來生產(chǎn)電石，得不償失。而且無論是乙炔法或是乙醛等方法都存在生產(chǎn)原料昂貴，需用HCN為原料引入-CN基，成本高，因此丙烯腈產(chǎn)量一直很不理想。1959年研發(fā)出丙烯氨氧化法制備丙烯腈的新方法，該法擁有原料價格便宜，豐富易得、節(jié)能、設備投資少、可回收利用、產(chǎn)品質(zhì)量高，副產(chǎn)物少、生產(chǎn)成本低等許多優(yōu)點。1960年被投入生產(chǎn)后，迅速取代乙炔法，成為生產(chǎn)丙烯腈的主流方法普遍采用[6]。1.2.3反應原理主、副反應主反應：在丙烯氨氧化法中，原料產(chǎn)物不僅有丙烯腈，還有多種副產(chǎn)物生成[7]。副反應：副反應都會放出大量熱，且大量的副產(chǎn)物生成也影響了丙烯腈的收率，也給后續(xù)工段的進行帶來了很多不必要的麻煩。想要解決這樣的問題，關鍵在于催化劑的選擇，催化劑的特點要使主產(chǎn)物的反應有更低的活化能，從而可以使反應在更低的溫度下進行；在反應動力學上使副反應受到抑制，達到更高的產(chǎn)量。催化劑我國大部分廠家使用的使復合酸鹽類催化劑[8]。選擇優(yōu)秀的催化劑可以增加產(chǎn)出產(chǎn)品效率，減少副產(chǎn)物，減少經(jīng)營所需成本。通常，Mo-Bi作為主催化劑，P-Ce作為助催化劑，能使催化性能達到最大[9]。通常情況下，助催化劑含量遠比主催化劑少。載體方面的考慮，可選用硅溶膠、粗孔微球型硅膠[10]。1.2.4操作條件原料純度從煉油廠得到的丙烯產(chǎn)物都含有雜質(zhì)。但不是所有的產(chǎn)物雜質(zhì)都會影響氨氧化反應，而C4H8和高級烯烴會妨礙主反應的進行，因為它們比丙烯等更易與原料中氧反應，甚至造成反應時供氧不足的情況，從而降低催化劑活性。同時這些氧化后的產(chǎn)物若隨著丙烯腈一同混合，且彼此沸點相差不大，對將來進行提純也會有很大的影響。原料中含有硫化物可能會使催化劑活性降低。原料的配比A.丙烯與氨的比例（氨比)最佳的氨比應為丙烯：氨=1:1.1(±0.1)。參考理論值氨比1：1后，小于1：1時，會使丙烯醛產(chǎn)率比原來變多，而大量使用氨的話，卻得不償失，為了消耗過多的氨，硫酸的量也相應增大，就會加重急冷塔的負擔。B.丙烯與空氣的配比(氧比)目前工業(yè)上使用的氧比約為1：2或1：3，要稍微大于理論值1：1.5，之所以要略大理論值，是為了防止催化劑缺氧失活，因為我們氨氧化法用的氧氣不是通過反應生成，而是由空氣帶入的。所以空氣的用量要有一個適當值，空氣過少會引起缺氧，催化劑失活，而大量空氣會讓丙烯濃度下降，反應速率變低；動力消耗增加。C.丙烯與水蒸氣的配比（水比）從目前工業(yè)生產(chǎn)情況來看，最佳配比是丙烯：水蒸氣為1：3。雖然主反應里反應物中并沒有水蒸氣參與，但在實際生產(chǎn)中還是加入了水蒸氣，因為加入適量的水蒸氣，能使產(chǎn)物及時脫離催化劑，防止深度氧化[11]；可以降低丙烯的爆炸可能性；水蒸氣還能吸收大量的反應生成熱，控制溫度。反應溫度溫度會影響丙烯氨氧化的進行。想要達到收率最大化，反應溫度一定要控制在一個較高的溫度。反應溫度升高，能抑制副反應產(chǎn)物的收率，而主反應中反應物的轉(zhuǎn)化率和產(chǎn)物的收率明顯提高。丙烯腈最大化收率時反應溫度大概是460℃[12]。生產(chǎn)中通常采用在470℃左右進行操作。接觸時間丙烯氨氧化法采用的催化劑是復合酸鹽類的固體與原料氣接觸進行反應，則兩者接觸時間長一些，有利于主反應的進行，而副反應產(chǎn)物的收率卻無明顯變化[13]。但是，過長有可能讓丙烯腈發(fā)生深度氧化，使主反應產(chǎn)物收率下降；意味著氧含量較少，催化劑活性降低。5~l0s為最佳接觸時間。反應壓力從主反應來看，該反應是一個體積減小的反應，那么適當增壓可以促進反應正向進行；增加氣體分子間的距離，設備的生產(chǎn)能力大大提高[13]。但加壓對副反應更有利，加壓促進反應進行的方式得不償失。因此，常壓操作比加壓操作更好一些。1.2.5主要設備—流化床反應器流化床反應器見附錄圖2所示{14}。

①床底段：一般采用分散板型式，內(nèi)有多種裝置，主要是將原料氣在反應前分散均勻。

②反應段：主要是讓輸送進來的原料在此反應完全，固體的催化劑大多集中反應段，從下部的原料氣不斷的吹上來，造成催化劑的流動，故稱為流化床反應器。由于反應產(chǎn)生大量的熱量，則在反應段加入了一些垂直的U型管，利用水的汽化潛熱移出反應熱。③擴大段：功能是回收氣體離開反應段時夾雜的催化劑。2總體方案工藝設計2.1設計任務（1）設計項目名稱：丙烯腈合成工段初步設計。（2）生產(chǎn)方法：用丙烯氨氧化法把丙烯、氨、空氣催化合成丙烯腈（3）生產(chǎn)能力：年產(chǎn)量20萬噸丙烯腈。（4）原料組成：氨（液體）含氨100%；丙烯（液體）含丙烷15%（mol），丙烯85%（mol）。（5）所得產(chǎn)品是丙烯腈水溶液，含丙烯腈1.8%（Wt）。2.2流程確定(1)原料預處理階段首先將液態(tài)C3H6和N(2)丙烯氨氧化反應階段待混合氣進入反應段后，在氣體不斷從底部涌出，與催化劑充分接觸，并進行氨氧化反應。由于反應溫度須穩(wěn)定在470℃，所以需要保持反應器反應段內(nèi)溫度變化不大，利用U型冷卻管排出多余熱量。(3)粗品除雜階段隨后氣體進入反應器擴大段，串聯(lián)的旋風分離器過濾隨反應氣體攜帶的微小催化劑顆粒，而氣體(230℃)經(jīng)過冷卻器進入急冷塔底部，噴淋裝置會給氣體冷卻，同時向塔內(nèi)加入硫酸來中和氣體(75℃)中殘留的氨。之后進入水吸收塔，因為丙烯腈和乙腈的沸點十分接近，所以用水(5-10℃)吸收氣體產(chǎn)物，得到富含粗品的吸收液送入回收塔，剩余氣體在塔頂放空?；厥账ξ找哼M行萃取蒸餾，從塔側(cè)得到含有乙腈等副產(chǎn)物的混合氣體送通往乙腈塔釜；塔頂共沸流出富含丙烯腈蒸氣，通過冷凝器進入分層器分層，其中油相的富含丙烯腈的液體送入脫氰塔，水相回流至回收塔。進入脫氰塔的油相在再沸器的加熱下，從脫腈塔側(cè)線得到的含丙烯腈的混合物料進分層器分層，油相再次回流到脫腈塔多次分層，最后較純的丙烯腈物料被泵抽至成品塔進一步處理{14}。物料流程圖如下：3工藝設計計算3.1物料衡算與熱量衡算以年工作日為300天來計算，丙烯腈損失率約為3.1%，設計裕量6%來設計，丙烯腈每小時產(chǎn)量為：200000×1000×1.06×1.0313.1.1反應器的物料衡算和熱量衡算（1）計算依據(jù)A.丙烯腈產(chǎn)量：30357B.原料組成：C.進反應器的原料配比為：D.反應后各產(chǎn)物的單程收率如表1-1所示表1-1反應后各產(chǎn)物的單程收率物質(zhì)丙烯腈氰化氫乙腈丙烯醛CO2摩爾收率0.60.0650.070.0070.12E.操作壓力：進口壓力0.20MPa，出口壓力0.16MPaF.反應器進口溫度110℃，反應溫度470℃，出口氣體溫度360℃。（2）物料衡算A.反應器進口原料氣中各組分的流量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.反應器出口混合氣中各組分的流量丙烯腈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.反應器物料平衡表如表1-2所示表1—2反應器物料平衡表組分 反應器進口 反應器出口流量和組成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總計15444.5826607510010015695408600100100熱量衡算各物質(zhì)0~t℃的平均定壓比熱容如表1—3所示表1—3各物質(zhì)0~t℃的平均定壓比熱容CP/[KJ/(Kg·K)]物質(zhì)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.反應段熱衡算求反應段換熱裝置的熱負荷及產(chǎn)生蒸汽量假設如下熱力學途徑：△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若熱損失取△H的5%，則由反應段換熱裝置的熱負荷為：Q=(1?0.05)×3.711×反應段換熱裝置產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽（飽和溫度為143℃）143℃飽和蒸汽焓isteam=2736KJ/Kg143℃飽和水焓iH?O=601.2KJ/Kg∴產(chǎn)生蒸汽量=B.擴大段熱衡算求擴大段換熱裝置的熱負荷及產(chǎn)生蒸汽量以0℃氣體為衡算標準進入擴大段的氣體帶入熱為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×離開擴大段的氣體帶出熱為：Q2若熱損失取4%，則擴大段換熱裝置的熱負荷為：Q=(1?0.04)(Q擴大段換熱裝置產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽，產(chǎn)生的蒸汽量為：G=5.76×3.1.2廢熱鍋爐的熱量衡算（1）計算依據(jù)A.入、出口氣的組成與反應器出口氣體組成相同B.入口氣體溫度360℃，壓力0.162MPaC.出口氣體溫度180℃，壓力0.152MPaD.鍋爐水側(cè)產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽（2）熱衡算以0℃氣體為衡算標準，各物質(zhì)的平均比熱容為表1—4所示表1—4各物質(zhì)0~180℃的平均比熱容物質(zhì)C3H6C3H8NH3O2H2ON2ANACNHCNACLCO2Cp2.0712.3432.4060.9621.9251.0541.5521.6071.4851.5861.004A.入口氣體帶入熱（等于反應器擴大段的氣體帶入熱）Q1=2.21×108KJ/hB.出口氣體帶出熱Q=1.16×C.熱衡算求需要取出的熱量Q按熱損失10%計，需要取出的熱量為Q=0.9(Q1-Q2)=0.9×（2.21×108-1.16×108）=9.45×107KJ/hD.產(chǎn)生蒸汽量產(chǎn)生0.405MPa的飽和蒸汽量為G=3.1.3空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算（1）計算依據(jù)A.入塔空氣壓力0.263MPa，出塔空氣壓力0.243MPaB.空氣壓縮機入口空氣溫度30℃，相對溫度80%，空氣壓縮機出口氣體溫度170℃。C.飽和塔氣、液比為152.4（體積比），飽和度0.81。D.塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度105℃，組成如下表。表1—5塔頂噴淋液的組成組分ANACN氰醇ACL水合計%（Wt）0.0050.0080.00050.000299.986100.00E.塔頂出口濕空氣的成分按反應器入口氣體的要求為O22195.6Kmol/h即70259Kg/hN28259.6Kmol/h即231269Kg/hH2O2863.9Kmol/h即51550Kg/h物料衡算A.進塔空氣量進塔干空氣量=（2195.6+8259.6）=10455.2Kmol/h=301527.84Kg干空氣/h查得30℃時，相對濕度80%的空氣濕含量時每1Kg干空氣中含有0.022Kg水氣[15]。因此，進塔空氣帶入的水蒸氣量為:0.022×301527.84=6633.61Kg水氣/hB.進塔熱水量氣液比為152.4，故進塔噴淋液量為：（2195.6+8259.6）×22.4×塔頂噴淋液105℃的密度為958Kg/進塔水的質(zhì)量流量為：960.48×958=920139.84Kg/hC.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O22195.6Kmol/h即70259Kg/hN28259.6Kmol/h即231269Kg/hH2O2863.9Kmol/h即51550Kg/hD.出塔液量塔內(nèi)水蒸發(fā)量=51500-6633.61=44916.39Kg/h∴出塔液流量=920139.84?44916.39=875223.45Kg/hE.飽和塔物料如下表1—6表1—6飽和塔物料平衡表成分入塔氣出塔氣入塔噴淋液塔釜排出液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合計10823.73308161.6110010013319.1353078100100920265.91100875349.85100熱衡算A.空氣飽和塔出口氣體溫度從物料平衡表得知，空氣飽和塔出口氣體中，蒸汽的摩爾分數(shù)為：2863.9根據(jù)分壓定律，蒸汽的實際分壓為：P因飽和度為0.81，所以飽和蒸汽分壓應為：0.056550.81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90℃，才能保證工藝要求的蒸汽量。B.入塔熱水溫度入塔水來自精致工段乙腈解吸塔塔釜，該溫度為105℃。C.由熱衡算求出塔熱水溫度t（a）170℃進塔空氣帶入熱Q1170℃蒸汽焓值為2773.3KJ/kg，干空氣在0~170℃的`Cp=1.004KJ/(Kg·K)Q（b）出塔濕空氣帶出熱量Q290℃蒸汽焓2660KJ/Kg，空氣比熱容取Q2=（70259+231269）×1.004（90-0）+（51550×2660）=1.64×108KJ/h（c）105℃入塔噴淋液帶入熱量Q3Q（d）求出塔熱水溫度t出塔熱水帶出熱量Q4=875223.45×4.184t=3661934.92t，熱損失按5%，則Q熱平衡方程：Q1+Q3=Q2+Q4+Q損代入數(shù)據(jù)，6.99×解得：t=78.21℃因此，出塔熱水溫度為78.21℃。3.1.4氨中和塔物料衡算和熱量衡算（1）計算依據(jù)A.入塔氣體流量和組成與反應器出口氣體相同。B.在中和塔內(nèi)全部氨被硫酸吸收，生成硫酸銨。C.新鮮硫酸吸收劑的含量為93%（Wt）。D.塔底出口液體（即循環(huán)液）的組成如表1—7：表1—7塔底出口液體的組成組分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)2SO4合計%（Wt）68.530.030.020.0160.530.90100.00E.進塔氣溫度180℃，出塔氣76℃。新鮮硫酸吸收劑溫度30℃。F.塔頂壓力0.122MPa，塔底壓力0.142MPa。（2）物料衡算排除的廢液量及其組成：進塔氣中含有7025.08Kg/h的NH3，在塔內(nèi)被硫酸吸收生成氨和硫酸反應的方程式：2NH3+H2SO4=(NH4)2SO4硫酸銨的生成量，即需要連續(xù)排出的(NH4)2SO4流量為：7025.08×1322×17塔底排出液中，(NH27273.84/0.309=88264.85Kg/h排放的廢液中，各組分的量：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.需補充的新鮮硫酸吸收劑（93%H2SO4）的量為：（27273.84×0.005+7025.08×B.出塔氣體中各組分的量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）熱衡算A.出塔氣體溫度根據(jù)分壓定律，塔頂氣體中實際蒸汽分壓為：P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入塔噴淋液的硫酸銨含量為：100×30.968.53=45g(NH4)2SO4根據(jù)入塔噴淋液的(NH4)SB.入塔噴淋液的溫度入塔噴淋液溫度是70℃。C.塔釜排出液溫度表1—8硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓/MPa溫度含量/g(NH4)2SO4/100gH2O404550700.027960.027560.02716800.042520.04190.04129900.06290.061990.06109入塔氣蒸汽分壓P氨中和塔釜液在每100g水中含45g硫酸銨下溶液的PH?O為0.05 MPa，此時的釜液溫度就是釜液的飽和溫度83.5℃，假設塔釜液溫度比飽和釜液的低，為80℃。查閱化工基礎數(shù)據(jù)手冊[15]，D.熱衡算求循環(huán)冷卻器的熱負荷和冷卻水用量氨中和塔的熱量衡算列熱平衡方程得：Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9入塔氣體帶出熱Q1入塔氣體帶入熱與廢熱鍋爐出口氣體帶出熱相同。Q1=1.16×（b）出塔氣體帶出熱Q2各組分在0~76℃得平均比熱容的值，如下表所示：表1—9各組分在0~76℃的平均比熱容的值組分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）蒸汽在塔內(nèi)冷凝放熱Q3蒸汽在塔內(nèi)的冷凝量=進塔氣體帶入蒸汽?出口氣體帶出蒸汽=99090?81933.6=17156.4KJ/h蒸汽冷凝熱為2246.6KJ/hQ3=17156.4×2246.6=3.84×（d）有機物冷凝放熱Q4AN的冷凝量為8.18Kg/h，其冷凝熱為615KJ/KgACN的冷凝量為5.46Kg/h，其冷凝熱為728KJ/KgHCN的冷凝量為4.36Kg/h，其冷凝熱為878.6KJ/KgQ4=8.18×615+5.46×728+4.36×878.6=12836.276KJ/h（e）氨中和放熱Q5每生成1mol硫酸銨放熱273.8KJQ5=（f）硫酸稀釋放熱Q6硫酸的稀釋熱為749KJ/KgQ6=0.93×21919.49×749=1.527×（g）塔釜排放的廢液帶出熱量Q7在塔釜廢液中，M(H2O)M(NH4)Q（h）新鮮吸收劑帶入熱Q830℃、93%的硫酸的比熱容為1.603KJ/(Kg·K),所以Q求循環(huán)冷卻器的熱負荷Q9由于在該環(huán)境下操作溫度不是很高，熱損失不計，把數(shù)據(jù)帶入下列平衡方程：Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q91.16×解得，Q9=1.24×（j）循環(huán)冷卻器的冷卻水用量W設循環(huán)冷卻器循環(huán)水的上水溫度32℃，排水溫度36℃，則冷卻水用量為W=E.求循環(huán)液量m循環(huán)液流量大小與進塔噴淋液溫度有關，且70℃循環(huán)液的比熱容為3.368KJ/(Kg·K)，循環(huán)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(huán)液流量為mKg/h,循環(huán)冷卻器出口循環(huán)液溫度t℃。對新鮮吸收液與循環(huán)液混合處列熱平衡方程式得：m×3.368t+9267=（m+192.7）×3.364×70①對循環(huán)冷卻器列熱平衡方程得：m×3.347×81—m×3.368t=Q②兩式聯(lián)立，解得，m=457384.857KJ/h；t=70.2℃3.1.5換熱器物料衡算和熱量衡算計算依據(jù)進口氣體76℃，組成和流量與氨中和塔出口氣體相同，出口氣體溫度40℃，操作壓力115.5KPa。物料衡算出口氣體溫度40℃，40℃飽和蒸汽壓力為P設出口氣體中含有xKmol/h的蒸汽，根據(jù)分壓定律有：x解得x=702.32Kmol/h=12641.76Kg/h所以，蒸汽的冷凝量為81933.6—12641.76=69291.84Kg/h則換熱器氣體方（殼方）的物料平衡如表1—10：表1—10換熱器氣體方（殼方）的物料平衡組分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2冷凝水合計流量Kmol/h131.76168.46527.9702.328259.6572.62100.15185.946.68343.63849.5514848.58熱量衡算A.換熱器入口氣體帶入熱Q1(也是氨中和塔出口氣體帶出熱)Q1=4.077×B.蒸汽冷凝放出熱Q240℃水汽化熱為2401.1KJ/Kg,則Q2=69291.84×2401.1=166376637KJ/hC.冷凝液帶出熱Q3Q3=69291.84×4.184（40?0）=11596682.34KJ/hD.出口氣體帶出熱Q4出口氣體各組分在0~40℃的平均摩爾熱容如表1—11，表1—11出口氣體各組分在0~40℃的平均摩爾熱容組分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.熱衡算求換熱器熱負荷Q5熱平衡方程式：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5代入上述數(shù)據(jù)后；Q5=1.781×3.1.6水吸收塔物料衡算和熱量衡算（1）計算依據(jù)A.入塔氣體流量和組成與換熱器出口氣體相同B.入塔氣體溫度40℃，壓力112KPa。出塔氣體溫度10℃，壓力101KPaC.出塔AN溶液中含AN1.8%（Wt）（2）物料衡算A.進塔物料（包括氣體和冷凝凝水）流量和組成與換熱器出口氣體相同進口氣量=(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.出塔氣量和組成設入塔氣中的AN、HCN、ACL、ACN等組分全部被水吸收，C3出塔干氣含有：C3H6131.76Kmol/h=5533.92Kg/hC3H8168.46Kmol/h=7412.24Kg/hO2527.9Kmol/h=16892.8Kg/hN28259.6Kmol/h=231269Kg/hCO2343.6Kmol/h=15009Kg/h10℃的水的飽和蒸汽壓PH?O出塔器中干氣總量=131.76+168.46+527.9+8259.6+343.6=9431.32Kmol/h出塔氣中含有蒸汽的量按分壓定律求得，計算如下：1228出塔氣總量為：5533.92+7412.24+16892.8+231269+15009=276116.96Kg/hC.塔頂加入得吸收水量（a）出塔AN溶液總量溶液中丙烯腈為1.8%（Wt），丙烯腈的量為30348.62Kg/h，所以，出塔丙烯腈溶液總量為30348.62（b）塔頂加入的吸收水量作水吸收塔的總質(zhì)量衡算：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=1686034.44+276116.96?328710.67?=1564148.89Kg/hD.塔底AN溶液的組成和量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=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氣組分C3H6C3H8O2H2ON2ANACNHCNACLCO2合計流量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出塔氣流量Kmol/h131.76168.46527.9115.708259.60000343.69019.12檢驗之前關于AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假設的正確性系統(tǒng)壓力低于一個大氣壓，則氣體可視為理想氣體。符合亨利定律和分壓定律的要求。壓力和含量的關系為P塔底排出液的溫度為16.56℃，按15℃計（詳細計算見后面熱衡算）查得15℃時AN、ACN、ACL、HCN的亨利系數(shù)E值為[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.氫氰酸HCNPXXHCN綜上，可知，塔釜對HCN的吸收推動力小于0。假設合理。熱量衡算A.入塔氣帶入熱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.入塔冷凝水帶入熱Q2QC.出塔氣帶出熱Q3QD.吸收水帶入熱Q4QE.出塔AN溶液帶出熱Q5AN溶液中各組分的液體摩爾熱容如表1—13所示表1—13AN溶液中各組分的液體摩爾熱容組分H2OANACNHCNACLCp75.3121.1107.371.55123.8QF.水冷凝放熱Q6水冷凝量=12641.76?2082.6=10559.16KJ/h冷凝熱2256KJ/Kg，故G.AN、ACN、ACL、HCN等氣體的溶解放熱Q7∵溶解熱=冷凝放熱+液—液互溶放熱=冷凝熱查得AN、ACN、ACL、HCN的冷凝熱數(shù)據(jù)如表1—14所示表1—14AN、ACN、ACL、HCN的冷凝熱組分ANACNACLHCN冷凝熱(KJ/Kg)610.9765.7493.7937.2Q=2.66×H.熱衡算求出塔液溫度t熱平衡方程Q1+Q2+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5代入數(shù)據(jù)得：1.71×=3732984.768+6681750t解得：t=16.56℃3.1.7空氣水飽和塔釜液槽（1）計算依據(jù)排污量按乙腈解吸塔的塔釜液量的15%考慮。乙腈解吸塔塔釜液入槽量和去萃取解吸塔的液體量來自精制工段物料衡算。物料衡算進料：A.乙腈解吸塔釜液入槽量=2266000?950020=1315980Kg/hB.空氣飽和塔塔底液入槽量=905283?135960=769323Kg/hC.入槽軟水量xKg/h出料：A.去水吸收塔的液體量1.637×106Kg/hB.去萃取解吸塔的液體量600000Kg/h做釜液槽的總質(zhì)量平衡，得1315980+769323+x=1.637×10X=1.52×熱量衡算A.入槽乙腈解吸塔釜液帶入熱QB.入槽軟水帶入熱QC.空氣飽和塔塔底液帶入熱QD.去水吸收塔液體帶出熱QE.去萃取解吸塔液體帶出熱QF.熱衡算求槽出口液體溫度t熱損失按5%考慮，熱平衡方程為0.95×（0.95×（5.78×解得t=84.3℃3.1.8丙烯蒸發(fā)器熱量衡算（1）計算依據(jù)蒸發(fā)壓力0.405MPa；加熱劑用0℃的冷凍鹽水，冷凍鹽水出口溫度-2℃；丙烯蒸發(fā)量40094Kg/h。（2）相關數(shù)據(jù)A.0.405MPa下丙烯的沸點為?13℃，汽化熱410KJ/KgB.0.405MPa下丙烷的沸點為?5℃，汽化熱376.6KJ/Kg（3）熱衡算求丙烯蒸發(fā)器的熱負荷和冷凍鹽水用量A.丙烯蒸發(fā)吸收的熱量QB.丙烷蒸發(fā)吸收的熱量QC.丙烯蒸發(fā)器的熱負荷冷損失按10%考慮Q=1.1×（D.冷凍鹽水用量W平均溫度（?1℃）下，冷凍鹽水比熱容為3.47KJ/(Kg·K)W=3.1.9丙烯過熱器熱量衡算（1）計算依據(jù)丙烯進口溫度-13℃，出口溫度65℃。用0.405MPa蒸汽為加熱劑,且冷凝熱為2138KJ/Kg。熱衡算求丙烯過熱器熱負荷Q和加熱蒸汽量W丙烯氣比熱容為1.464KJ/（Kg·K），丙烷氣比熱容1.715KJ/（Kg·K），冷損失按10%考慮，需要加熱蒸汽提供熱量為：Q=1.1×（40094×1.464+7412.24×1.715）×[65?(?13)]=6.13×加熱蒸汽量為W=3.1.10氨蒸發(fā)器熱量衡算（1）計算依據(jù)A.蒸發(fā)壓力0.405MPaB.加熱劑用0.405MPa飽和蒸汽，冷凝熱為2138KJ/Kg（2）有關數(shù)據(jù)0.405MPa下氨的蒸發(fā)溫度為?7℃，汽化熱為1276KJ/Kg熱衡算求氨蒸發(fā)器的熱負荷Q和加熱蒸汽用量W冷損失按10%考慮氨蒸發(fā)器的熱負荷Q為Q=17041×1276×1.1=2.39×加熱蒸汽量為W=3.1.11氣氨過熱器（1）計算依據(jù)A.氣氨進口溫度-7℃，出口溫度65℃B.用0.405MPa蒸汽為加熱劑C.氣氨流量17041Kg/h（2）熱衡算求氣氨過熱器的熱負荷Q和加熱蒸汽用量W氨氣的比熱容為2.218KJ/(Kg·K),冷損失按10%算。氣氨過熱器的熱負荷為Q=17041×2.218×[65?(?7)]×1.1=2.994×加熱蒸汽用量為W=3.1.12混合器（1）計算依據(jù)氣氨進口溫度65℃，流量17041Kg/h；丙烯進口溫度65℃，流量40094Kg/h；丙烷進口溫度65℃，流量7412.24Kg/h?；旌掀鞒隹跍囟?10℃。濕空氣來自空氣加熱器。熱衡算求進口濕空氣的溫度t以0℃為衡算標準，C3H6、C3H8、NH3在0~65℃的平均比熱容的值如表1—15：表1—15C3H6、C3H8、NH3在0~65℃的平均比熱容物質(zhì)C3H6C3H8NH3Cp/[KJ/(Kg·K)]1.5691.822.197A.氣態(tài)丙烯、丙烷帶入熱Q1QB.氣態(tài)氨帶入熱Q2QC.濕空氣帶入熱Q3N2、O2和蒸汽在0~137℃的平均比熱容分別為1.046KJ/(Kg·K)、1.841KJ/(Kg·K)和1.925KJ/(Kg·K)QD.混合器出口氣體帶出熱Q4QE.熱衡算求進口濕空氣的溫度t0.9×（解得t=136.13℃3.1.13空氣加熱器的熱量衡算（1）計算依據(jù)A.入口空氣溫度90℃，入口空氣溫度136.13℃。B.空氣的流量和組成如表1—16所示表1—16空氣的流量和組成組分O2N2H2O合計Kg/h7025923126951534353062（2）熱衡算求空氣加熱器的熱負荷和加熱蒸汽量N2、O2和蒸汽在90~136℃的平均比熱容分別為1.046KJ/(Kg·K)、1.841KJ/(Kg·K)和1.925KJ/(Kg·K)。熱損失按10%考慮，熱負荷為Q=(231269×1.046+70259×1.841+51534×1.925）×（136?90）×1.1=2.38×用0.608MPa的蒸汽為加熱劑，其飽和溫度為164.2℃，冷凝熱為2066KJ/Kg，加熱蒸汽量為W=3.2主要設備的工藝計算3.2.1流化床合成反應器（1）計算依據(jù)A.出口氣體流量15695Kmol/h;入口氣體流量15444.58Kmol/h;C3H6為954.62Kmol/h.B.氣體進口壓力0.203MPa，出口壓力0.162MPa。C.反應溫度470℃，氣體離開擴大段溫度為360℃D.以水為冷卻劑，產(chǎn)生0.405MPa(E.接觸時間10s。（2）反應段直徑因反應過程總物質(zhì)的量增加，所以按出口處計算塔徑比較好。出口處氣體體積流量為V=15444.58×22.4×取空床線速2.8m/s反應段直徑為d=取流化床反應段直徑為9m。反應段高度催化劑的堆體積應為V靜床高H0取膨脹比為2，則反應段高度為H取反應段高52m。校驗：催化劑的堆密度為640Kg/催化劑的質(zhì)量W=1635.5×640=1046720Kg=1046.72t催化劑負荷為954.實驗裝置的催化劑負荷可達到1.77mol擴大段（即擴大段）直徑取擴大段氣速u=0.4m/s氣體流量V=15695×22.4×稀相段直徑為d=[擴大段高度根據(jù)流化床直徑21.5m，空塔氣速2.8m/s。查閱資料得H∴稀相段高度H反應段冷卻裝置得換熱面積換熱裝置用套管式，總傳熱系數(shù)取233W/(換熱裝置的熱負荷前面已算出，Q=3.525×換熱面積為F=取30%的設計裕量，則換熱面積為1673m擴大段冷卻裝置的換熱面積用套管式換熱裝置，水為冷卻劑，產(chǎn)生0.405MPa（143℃）蒸汽?？倐鳠嵯禂?shù)取20W/(m2換熱裝置熱負荷為Q=5.76×△tm=[(470?143)?(360?143)]換熱面積為F=取30%的設計裕量，則換熱面積為3896m流化床反應器的具體數(shù)據(jù)如下表：表1—17流化床反應器數(shù)據(jù)項目數(shù)值項目數(shù)值反應段直徑9m擴大段直徑21.5m反應段高度52m擴大段高度9m反應段冷卻裝置的換熱面積1673m2擴大段冷卻裝置的換熱面積3896m23.2.2空氣飽和塔（1）計算依據(jù)A.進塔空氣的組成和流量如表1—18所示表1—18進塔空氣的組成和流量組分O2N2H2O合計Kmol/h2159.68259.6368.5310787.73Kg/h702592312696633.61308161.61B.出塔空氣的組成和流量如表1—19所示表1—19出塔空氣的組成和流量組分O2N2H2O合計Kmol/h2159.68259.62863.913