第十屆全國大學生化工設計競賽丙烷的綜合利用講解

1、目 錄一、概論及設計任務 2二、生產方案 2 2.1 工藝技術方案及原理 2 2.2 設備方案3 2.3 工程方案3 三、物料衡算和熱量衡算 3 3.1 生產工藝及物料流程33.2 小時生產能力43.3 物料衡算和熱量衡算43.3.1 反應器的物料衡算和熱量衡算43.3.2 廢熱鍋爐的熱量衡算73.3.3 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算83.3.4 氨中和塔物料衡算和熱量衡算 103.3.4 換熱器物料衡算和熱量衡算 133.3.6 水吸收塔物料衡算和熱量衡算 143.3.7 空氣水飽和塔釜液槽 183.3.8 丙烯蒸發(fā)器熱量衡算 193.3.9 丙烯過熱器熱量衡算 193.3.10 氨蒸發(fā)器熱

2、量衡算 203.3.11 氣氨過熱器 203.3.12 混合器 203.3.13 空氣加熱器的熱量衡算 213.3.14 吸收水第一冷卻器 214 吸收水第二冷卻器 223.3.16 吸收水第三冷卻器 22四、主要設備的工藝計算224.1 空氣飽和塔 224.2 水吸收塔 244.3 合成反應器 264.4 廢熱鍋爐 274.4 丙烯蒸發(fā)器 294.6 循環(huán)冷卻器 304.7 吸收水第一冷卻器 314.8 吸收水第二冷卻器 324.9 吸收水第三冷卻器 334.10 氨蒸發(fā)器 344.11 氣氨過熱器 344.12 丙烯過熱器 344.13 空氣加熱器 344.14 循環(huán)液泵 364.14 空

3、氣壓縮機 364.16 中和液貯槽 37五、工藝設備一覽表 37六、原料消耗綜合表 39七、能量消耗綜合表 40八、排出物綜合表 41九、主要管道流速表 41十、環(huán)境保護和安全措施 44 10.1丙烯腈生產中的廢水和廢氣及廢渣的處理 44 10.2生產安全及防護措施 441、概論及設計任務 概論 丙烯腈是重要的有機化工產品，在丙烯系列產品中居第二位，僅次于聚丙烯。在常溫常壓下丙烯腈是無色液體，味甜，微臭，沸點77.3。丙烯腈有毒，室內允許濃度為0.002mgL，在空氣中爆炸極限(體積分數(shù))為3.0417.4，與水、苯、四氯化碳、甲醇、異丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有CC雙鍵和氰基，化

4、學性質活潑，能發(fā)生聚合、加成、氰基和氰乙基等反應，制備出各種合成纖維、合成橡膠、塑料、涂料等。 近年來，丙烷氨氧化生產丙烯腈的研究也取得長足進展，現(xiàn)已處于中試階段。這一方面是由于價格的因素，丙烷的價格比丙烯低得多，另一方面也為惰性的丙烷開拓了新的應用領域。但就目前的技術水平來看，固定資產投資大，轉化率低，選擇性不高，目前報道的丙烷的轉化率67，選擇性60，還難以和丙烯氨氧化法相競爭，但其前景看好，根據(jù)美國斯坦福研究所18萬ta丙烯腈概念設計，丙烷為原料生產丙烯腈的成本只是丙烯的64。研究開發(fā)的催化劑主要有V-Sb-Al-O、V-Sb-W-Al-O、Ga-Sb-A1-O、V-Bi-Mo-O等。

5、丙烯腈是重要的有機原料，主要用于橡膠合成（如丁腈橡膠）、塑料合成（如ABS，AS樹脂、聚丙烯酰胺等）、有機合成、制造腈綸、尼龍66等膈成纖維、殺蟲劑、抗水劑、粘合劑等。 設計任務1 設計項目名稱 丙烯腈合成工段2 生產方法 以丙烯、氨、空氣為原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。3 生產能力 年生產天數(shù)300天，產量10000t/a丙烯腈。4 原料組成 液態(tài)丙烯原料含丙烯84%（mol）；液態(tài)氨原料含氨100%。5 工段產品為丙烯腈水溶液，含丙烯腈約1.8%（wt）。2、生產方案2.1 工藝技術方案及原理 20世紀60年代以前，丙烯腈的生產采用環(huán)氧乙烷、乙醛、乙炔等為原料和HCN反應制得，但HCN有

6、劇毒，生產成本高。1960年美國Standard石油公司(Sohio)(現(xiàn)BP公司)開發(fā)成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工藝，又稱Sohio法。由于丙烯價廉易得，又不需劇毒的HCN，從此丙烯腈的生產發(fā)生了根本的變化。迄今為止，丙烯腈的工業(yè)生產都以此方法進行。 丙烯氨氧化制丙烯腈主要有五種工藝路線，即Sohio法、Snam法、Distiners-Ugine法、Montedison UOP和法，上述五種工藝路線的化學反應完全相同，丙烯、氨和空氣通過催化劑生成丙烯腈，其中Sohio法和Montedison-UOP法采用流化床反應器，其他方法采用固定床反應器。相比較而言，Sohio法有一定的先進性，Sn

7、am法和Distillers-Ugine法丙烯的消耗定額比較高，而固定床反應器的單臺生產能力遠小于流化床反應器，不利于擴大生產能力，而且固定床反應溫度難以實現(xiàn)最優(yōu)化操作，因此，目前Sohio法應用比較普遍，約占全球總生產能力的90。中國引進的也是Sohio技術。 本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生產過程的主反應為C3H6+NH3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O該反應的反應熱為 （-Hr）298=486.4kJ/mol AN 主要的副反應和相應的反應熱數(shù)據(jù)如下：(1) 生成氫化氰（HCN）C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20（-Hr）298=3

8、14.1kJ/mol HCN(2)生成丙烯醛（ACL）C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O（-Hr）298=343.1kJ/mol ACN(3)生成乙腈（ACN）C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O（-Hr）298=362.3kJ/mol ACN(4)生成CO2和H2OC3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O（-Hr）298=641kJ/mol CO22.2主要設備方案 2.2.1 催化設備  眾所周知，在丙烯腈生產中，催化劑起著十分重要的作用。催化劑正在不斷地更新?lián)Q代，實踐證明，居世界領先水平的催化劑有美國BP的C-49

9、MC、日本化學公司的NS-733D以及我國的MB-93、MB-96等。這些催化劑的應用都可為丙烯腈的生產帶來顯著的經濟效益。從催化劑的國產化方面考慮，結合擴能改造，應逐步采用效能更為優(yōu)異的MB-93和MB-96催化劑。 其余的車間工段裝置，在相應的車間工段設立控制室，進行監(jiān)視控制操作。 鍋爐房電站生產裝置的運行控制方式，采用爐機集中控制。（包括爐、機、除氧給水系統(tǒng)）。將爐機控制室設在裝置建筑物內，以利于對機組進行監(jiān)視控制。 控制系統(tǒng) 全廠選用一套中心DCS 系統(tǒng)，分別對儀表進行控制。對連鎖較多的裝置還采用PLC系統(tǒng)。DCS 及PLC系統(tǒng)考慮進口。 在線自動分析儀表，基本上采用國內引進技術生產的

10、紅外線自動分析器和紫外線自動分析器，在線質譜儀考慮進口，在線色譜儀選用國內引進技術生產的或者進口。 本系統(tǒng)也考慮了能聯(lián)結全廠生產調度，操作管理站即生產總調度站，以及電氣控制站及其馬達控制中心和馬達的驅動裝置，從而實現(xiàn)生產過程綜合自動化。 合成丙烯腈生產過程中，為了達到最佳的合成效果，H2/N2必須進行嚴格控制，由于工藝過程對H2/N2 配比干擾因素較多，應迅速檢測出氫氮比，為此選用采集周期短的質譜儀測出氫氮比，從而能實現(xiàn)多變量預估控制，并使合成塔入口的氫氮比，波動最小，得到最佳氫氮比，產生最好的經濟效益。 2.3程方案 土建工程方案選擇及原則確定 1) 建筑結構設計符合技術先進、經濟合理、安全

11、適用2) 在滿足工藝生產的前提下，廠房布置盡量一體化，設備盡可能露天設置或采用敞開 式，半敞開式。3) 盡量采用普及或放式通難度不大的建筑物配件。 4) 充分利用地方建材3、物料衡算和熱量衡算 3.1、生產工藝及物料流程 生產工藝流程示意圖如下：流程簡介如下：液態(tài)丙烯和液態(tài)氨分別經丙烯蒸發(fā)器和氨蒸發(fā)器氣化，然后分別在丙烯過熱器和氨氣過熱器過熱到需要的溫度后進入混合器；經壓縮后的空氣先通過空氣飽和塔增濕，再經空氣加熱器預熱至一定溫度進入混合器。混合氣出口的高溫氣體先經廢熱鍋爐回收熱量，氣體冷卻到230左右進入氨中和塔，在7080下用硫酸吸收反應器出口氣體中未反應的氨，中和塔塔底的含硫酸銨的酸液經

12、循環(huán)冷卻器除去吸收熱后，返回塔頂循環(huán)使用，同時補充部分新鮮酸液，并從塔釜排放一部分含硫酸銨的廢液。中和塔出口氣體經換熱器冷卻后進入水吸收塔，用410的水吸收丙烯腈和其他副產物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈約1.8%的丙烯腈水溶液，經換熱器與氨中和塔出口氣體換熱，溫度升高后去精制工段。 物料流程圖示意如下：3.2、小時生產能力按年工作日300天，丙烯腈損失率3.1%、設計裕量6%計算，丙烯腈小時產量為3.3 物料衡算和熱量衡算反應器的物料衡算和熱量衡算(1)計算依據(jù)a. 丙烯腈產量 1417.86kg/h,即28.63kmol/hb.原料組成（摩爾分數(shù)） 含C3H6 84%,C3H8 14%c.進反

13、應器的原料配比（摩爾分數(shù)）為 C3H6 : NH3 : O2 : H2O1:1.04:23:3d.反應后各產物的單程收率如表物質丙烯腈（AN）氰化氫（HCN）乙腈（ACN）丙烯醛（ACL）摩爾收率0.60.0640.070.0070.12e. 操作壓力 進口0.203MPa, 出口0.162MPaf.反應器進口氣體溫度110，反應溫度470，出口氣體溫度360g.化學參數(shù)如表主要物質C3H6C3H8NH3丙烯腈 乙腈丙烯醛摩爾質量kg/kmol424417434146（2）物料衡算 a. 反應器進口原料氣中各組分的流量C3H6 28.63/0.6=47.72 kmol/h=2004.2 kg/

14、hC3H8 (47.72/0.84)×0.14= 8.42 kmol/h =370.4 kg/hNH3 47.72×1.04=40.11 kmol/h = 841.87 kg/hO2 47.72×2.3=109.76 kmol/h=3412.32 kg/hH2O 47.72×3=143.16 kmol/h=2476.88 kg/hN2 （109.76/0.21）×0.79=412.9 kmol/h=11461.4 kg/h b. 反應器出口混合氣中各組分的流量 丙烯腈(AN) 28.63 kmol/h=1417.86 kg/h 乙腈(ACN)

15、3/2 ×47.72×0.07=4.01 kmol/h=204.4 kg/h 丙烯醛(ACL) 47.72×0.007=0.33 kmol/h=18.48 kg/h CO2 3×47.72×0.12=17.18 kmol/h=744.9 kg/h HCN 3×47.72×0.064=9.31 kmol/h=241.2 kg/h C3H8 8.42 kmol/h =370.4 kg/h N2 412.9 kmol/h=11461.4 kg/h O2 109.76-（3/2）×4.01-9/（3×2）

16、5;17.18 =26.40kmol/h=844.8 kg/h C3H6 47.72-（1/3）×9.31-0.33-（2/3）×4.01-28.63-（1/3）×17.18=6.49 kmol/h =276.7kg/h NH3 44.01-9.31=7.16 kmol/h=121.7 kg/h H2O 143.16+3×28.63+2×4.01+2×9.31+17.18+0.33 =274.2 kmol/h=4943.6 kg/hc.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

17、/hkg/h%(mol)%(wt)C3H647.722004.26.1819.66.49276.70.8271.324C3H88.42370.41.0911.7748.42370.41.061.774NH340.11841.876.494.087.16121.70.8980.483O2109.763412.3214.2216.8226.40844.83.3124.046N2412.911461.444.3844.38412.911461.447.8244.4H2O143.162476.8818.4412.34274.24943.634.4923.71AN000028.631417.863.49

18、47.271ACN00004.01204.40.62890.9843HCN00009.31241.21.1681.231ACL00000.3318.480.0420.0896CO2000017.18744.92.4163.622合計772.0720917100100797.1320877100100（3）熱量衡算各物質0t的平均定壓比熱容如下物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO201101.8412.042.3010.9411.0461.88303602.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.13004

19、702.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213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途徑：470°C，濃相段出口混合氣110°C，反應器入口混合氣H.。 H1H324°C，反應器入口混合氣24°C，濃相段出口混合氣H2各物質24t平均比熱容用0t的平均比熱容代替，誤差不大，因此， 若熱損失取H的4%，則需由濃相段換熱裝置取出的熱量（即換熱裝置的熱負荷）為： Q=(1-0.04)×1.886×107=1.792×107kJ/h濃相段換熱裝

20、置產生0.404Mpa的飽和蒸汽（飽和溫度143），143飽和蒸汽焓isteam=2736kJ/kg143飽和水焓iH2O=601.2kJ/kg 產生的蒸汽量=b.稀相段熱衡算求稀相段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離開稀相段的氣體帶出的熱為若熱損失為4%，則稀相段換熱裝置的熱負荷為稀相段換熱裝置產生0.404Mpa的飽和蒸汽，產生的蒸汽量為廢熱鍋爐的熱量衡算 （1）計算依據(jù)a.入口氣體和出口氣體的組成與反應器出口氣體相同b.入口氣體溫度360，壓力0.162Mpac.出口氣體溫度180，壓力0.142MPad.鍋爐水側產生0.404Mpa的飽和蒸汽（2）

21、熱衡算以0氣體為衡算基準物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO22.0712.3432.4060.9621.0441.9241.4421.4841.6071.4861.004各物質在0180的平均比熱容為a. 入口氣體帶入熱（等于反應器稀相段氣體帶出熱b. 出口氣體帶出熱c. 熱衡算求需要取出的熱量Q按熱損失10%計，需取出的熱量為d. 產生蒸汽量 產生0.404Mpa飽和蒸汽的量為3.3.3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0.243 Mpab.空壓機入口空氣溫度30，相對濕度80%，空壓機出口氣體溫度170c

22、.飽和塔氣、液比為142.4（體積比），飽和度0.81d.塔頂噴淋液為乙腈解吸塔釜液，溫度104，組成如下：物質ANACN氰醇ACLH2O合計%（wt）0.0040.0080.00040.000299.986100e.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 109.76kmol/h即3412.32kg/hN2 412.9kmol/h即11461.4kg/hH2O 143.16kmol/h即2476.88kg/h(2)物料衡算a.進塔空氣量進塔干空氣量等于（109.76+412.9）=422.64kmol/h=14073kg/h查得30，相對濕度80%時空氣濕含量為0.022水氣/

23、kg干空氣，因此，進塔空氣帶入的水蒸氣量為 0.022×14073=331.6kg/hb.進塔熱水量液比為142.4，故進塔噴淋液量為塔頂噴淋液（104）的密度為948kg/m3,因此進塔水的質量流量為49.49×948=47407kg/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，因此O2 109.76kmol/h即3412.32kg/hN2 412.9kmol/h即11461.4kg/hH2O 143.16kmol/h即2476.88kg/hd.出塔液量塔內水蒸發(fā)量=2476.88331.6=2244.28kg/h 塔液流量=4740722

24、44.28=44261.7kg/he. 飽和塔物料衡算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)O2109.763412.3220.422.88109.763412.3216.4819.900000N2412.911461.476.7474.32412.911461.462.0164.400000H2O18.42331.68.841.8143.162476.8821.4114.604740099.9864424499.984AN000000002.3740.0042.3740.0

25、0424ACN000000003.8000.0083.8000.0084氰醇000000000.2380.00040.2380.00043ACL000000000.0940.00020.0940.00021合計441.0814404.32100100664.8217640.481001004740710044261100(3)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0.214，根據(jù)分壓定律，蒸汽的實際分壓為因飽和度為0.81，所以飽和蒸汽分壓應為： 0.04644/0.81=0.0698Mpa=69800Pa查飽和蒸汽表，得到對應的飽和溫度為9

26、0，因此，必須控制出塔氣體溫度在90，才能保證工藝要求的蒸汽量b入塔熱水溫度 入塔水來自精制段乙腈解吸塔塔釜，104c.由熱衡算求出熱水溫度t 熱衡算基準：0氣態(tài)空氣，0液態(tài)水（a）170進塔空氣帶入熱量Q1170蒸汽焓值為2773.3kJ/kg,干空氣在0170的平均比熱容（b）出塔濕空氣量帶出熱量Q290蒸汽焓2660kJ/kg,空氣比熱容取1.044kJ/(kg·K)（c）104入塔噴淋液帶入熱量Q3(d)求出塔熱水溫度t 出塔熱水帶出的熱量用Q4表示，則按熱損失4%計，則熱平衡方程 Q1+Q3=Q2+Q4+Q代入數(shù)據(jù)：解得 t=793.3.4氨中和塔物料衡算和熱量衡算（1）計

27、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.在中和塔內全部氨硫酸吸收，生成硫酸銨c.新鮮硫酸吸收劑的含量為93%（wt）d.塔底出口液體的組成如下：組分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)2SO4 合計%（wt）68.430.030.020.0160.430.90100進塔溫度180，出塔溫度76，新鮮硫酸吸收劑溫度30塔頂壓力0.122，塔底壓力0.142（）物料衡算a.排出的廢液量及其組成 進塔其中含有72.94kg/h的氨，在塔內被硫酸吸收生成硫酸銨，氨和硫酸反應的方程式如下： 硫酸銨的生成量，即需要連續(xù)排出的的流量為塔底排出液中，的含量為30.9%（wt），因此，排放的

28、廢液量為 472.4/0.309=1429.1kg/h 排放的廢液中，各組分的量：H2O 1429.1×0.6843=1047.9kg/hAN 1429.1×0.0003=0.449kg/hACN 1429.1×0.0002=0.3048kg/hHCN 1429.1×0.00016=0.2447kg/hH2SO4 1429.1×0.004=7.647kg/h(NH4)2SO4 1429.1×0.309=472.7kg/ha. 需補充的新鮮吸收劑（93%硫酸）的量為：c.出塔氣體中各組分的量 C3H6 276.7kg/h C3H8 37

29、0.4kg/h O2 844.8kg/h N2 11461.4kg/h AN 1417.86-0.449=1417.401kg/h ACN 204.4-0.3048=204.09kg/h ACL 18.48kg/h HCN 241.2-0.2447=240.96kg/h CO2 744.9kg/h H2O 出塔氣中的水=入塔氣中帶入的水+新鮮吸收劑帶入水-廢液排出的水 =4943.6+384.4×0.07-1047.9=3932.684kg/ha. 氨中和塔循環(huán)系統(tǒng)物料平衡表流量和組 成組分入 塔 氣新鮮吸收液排放廢液出 塔 氣Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(w

30、t)Kg/h%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H66.49 276.7 0.8261.32400006.49276.70.8981.402C3H88.42370.41.061.77400008.42370.41.1481.877NH37.16121.70.8990.48200000000O226.40844.83.3144.048000026.40844.83.604.282N2412.911461.441.844.380000412.911461.446.3148.48H2O274.24943.634.4223.7226.98471047.968.43218.43932

31、.68429.8019.93AN28.631417.863.4917.271000.4490.0328.631417.863.9047.692ACN4.01204.40.62840.9840000.30480.024.00204.090.681.04HCN9.31241.21.1671.203000.24470.0169.29240.961.2691.273ACL0.3318.480.0420.089400000.3318.480.0440.0946CO217.18744.92.1443.621000017.18744.92.3423.83H2SO40000348.414937.6470.40

32、000(NH4)SO4000000472.730.90000合計797.120877100100384.41001429.1100733.1819733100100(3) 熱衡算a. 出塔氣體溫度 塔頂氣體中實際蒸汽分壓為pH2O=yH2Op=0.2980×0.122=0.0363MPa設飽和度為0.98，則與塔氣體溫度平衡的飽和蒸汽分壓為：PH2O=0.03636/0.98=0.0371MPa入塔噴淋液的硫酸銨含量為100×30.9/68.43=44g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓如表10.1所示。 根據(jù)入塔噴淋液的硫酸銨含量和pH2

33、O的值，內插得到出塔氣的溫度為76。b.入塔噴淋液的溫度入塔噴淋液溫度比氣體出口溫度低6,故為70。C.塔釜排出液溫度 表10.1硫酸銨溶液上方的飽和蒸汽壓/MPa (NH4)2SO4含量/lg(NH4)2SO4/gH2O溫度/404440700.027960.027460.02716800.042420.04190.04129900.06290.061990.06109入塔氣蒸氣分壓PH2O=yH2Op=0.3442×0.142=0.049MPa,在釜液(NH4)2SO4含量44g(NH4)2SO4/100gH2O下溶液上方的飽和蒸汽分壓等于0.049MPa時的釜液溫度即為釜液的飽

34、和溫度，內插法從表10.1中得到，飽和溫度為83.4，設塔釜液溫度比飽和溫度低2.4,即81。又，查硫酸銨的溶解度數(shù)據(jù)得知，80時，每100g 水能溶解94.3g硫酸銨，而釜液的硫酸銨含量為44g(NH4)2SO4/100gH2O,所以釜液溫度控制81。不會有 硫酸銨結晶析出。 d. 熱衡算求循環(huán)冷卻器的熱負荷和冷卻水用量Q1 +Q3+ Q4+ Q4+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9 (a)入塔氣體帶出熱Q1 入塔氣體帶入熱量與廢熱鍋爐出口氣體帶出熱量相同。Q1=4.269×106kJ/h (b)出塔氣體帶出熱Q2各組分在076的平均比熱容的值如下：物質C3H6C3H8O2N2H2O

35、ANHCNACNACLCO2EP/kJ/(kg·k)1.7141.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921(c)蒸汽在塔內冷凝放熱Q3蒸汽在塔內的冷凝量=進塔氣體帶入蒸汽-出口氣帶出蒸汽 =4944=1020.9kg/h蒸汽的冷凝熱為2246.6 kJ/ kgQ3=1020.9×2246.6=2.294×106kJ/h(d)有機物冷凝放熱Q4AN的冷凝量49 kg/h，其冷凝熱為614 kJ/ kgACN的冷凝量 0.3048 kg/h，其冷凝熱為728 kJ/ kgHCN的冷凝量 0.2447 kg/h，其冷凝熱為

36、878.6 kJ/ kg所以 (e)氨氣和放熱Q4每生成1mol硫酸銨放熱273.8kJ(f)硫酸稀釋放熱Q6硫酸的稀釋熱為749 kJ/ kg H2SO4 Q6=348.414×749=2.684×104kJ/h(g)塔釜排放的廢液帶出熱量Q7 塔釜排放的廢液中H2O 與(NH4)2SO4的摩爾比為，查氮肥設計手冊得此組分的硫酸銨水溶液比熱容為3.347 kJ/（kg·K） Q7=1429.1×3.347×（81-0）=4.144×104kJ/h(h)新鮮吸收劑帶入熱Q830、93% H2SO4的比熱容為1.603 kJ/（kg&#

37、183;K）。 Q8=384.4×1.603×（30-0）=18439kJ/h(i)求循環(huán)冷卻器熱負荷Q8因操作溫度不高，忽略熱損失。把數(shù)據(jù)代入平衡方程：解得 Q9=6.424×106kJ/h(j)循環(huán)冷卻器的冷卻水用量W設循環(huán)冷卻器循環(huán)水上水溫度32，排水溫度36。W=6.424×106/4.184(36-32)=3.898×104kg/h=389.8t/he. 求循環(huán)液量m30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3.364 kJ/（kg·K）。設循環(huán)液流量為m kg/h，

38、循環(huán)冷卻器出口循環(huán)液溫度t。對新鮮吸收劑與循環(huán)液匯合處列熱平衡方程得： m×3.368t+18439=(m+394.4) ×3.364×70 (1)對循環(huán)冷卻器列熱平衡方程得： m×3.347×81-m×3.368t= Q9=6.424×106 （2）解析（1）和（2）得m=183041kg/ht=70.04 3.3.4 換熱器物料衡算和熱量衡算換熱器AN溶液去精制AN溶液來自水吸收塔氣體來自氨中和塔氣液混合物去水吸收塔76°C40°C(1)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

39、溫度40，操作壓力114.4kPa。(2)物料衡算出口氣體溫度40，40飽和蒸汽壓力為PoH2O=44.32mmHg=7.374kPa設出口氣體中含有x kmol/h 的蒸汽，根據(jù)分壓定律有：解得 x=34.10kmol/h=631.8kg/h 蒸汽的冷凝量為 3932.684-631.8=3300.884kg/h 流量和 組成組分入 口 氣 體出 口 氣 體冷凝水Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/h%(wt)C3H66.49276.70.8981.4026.49276.70.8981.402C3H88.42370.41.1481.877

40、8.42370.41.1481.877O226.40844.83.604.28226.40844.83.604.282N2412.911461.446.3148.48412.911461.446.3148.48H2O218.43932.68429.8019.9334.10631.86.3013.8113300.884100AN28.631417.863.9047.69228.631417.863.9047.692ACN4.00204.090.681.044.00204.090.681.04HCN9.29240.961.2691.2739.29240.961.2691.273ACL0.3318.

41、480.0440.09460.3318.480.0440.0946CO217.18744.92.3423.8317.18744.92.3423.83合計797.12087710010044716444.21001003300.884100因此得到換熱氣體殼方的物料平衡如下:(3)熱量衡算a.換熱器入口氣體帶入熱Q1=1.892×106kJ/hb. 蒸汽冷凝放熱Q2 c.冷凝液帶出熱Q3 d.出口氣體帶出熱Q4出口氣體各組分在040的平均比熱容如下：組分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7463.3462.7642.

42、0964.6138.66e.熱衡算求換熱器的熱負荷熱平衡方程：帶入數(shù)據(jù)得： Q4=8.434×106kJ/h水吸收塔物料衡算和熱量衡算 (1)計算依據(jù) a.入塔氣流量和組成與換熱器出口氣相同b. 入塔氣溫度40,壓力112kPa。出塔氣溫度10，壓力101 kPa c入塔吸收液溫度4d出塔AN溶液中含AN1.8%（wt）（2）物料衡算 a.進塔物流流量和組成與換熱器出口相同b.出塔氣量和組成 設入塔氣中的AN、HCN、ACL、CAN等組分全部被水吸收，C3H6,C3H8,O2,N2,CO2,等組分不溶于水，因此，出塔干氣體有C3H66.49Kmol/h(276.7KJ/h)，C3H8

43、8.42Kmol/h(370.4KJ/h)，O226.40Kmol/h(844.8KJ/h)，N2412.9Kmol/h(11461.4KJ/h)，CO217.18Kmol/h(744.9KJ/h)。出塔氣中含有蒸汽的量按分壓定律求得，計算如下：10水的飽和蒸氣壓 ,總壓為101324，出塔氣中干氣總量：6.49+8.42+26.40+412.9+17.18=471.49Kmol/h則出塔氣中含有水蒸氣的量：出塔氣總量為：c塔頂加入的吸收水量（a）出塔AN溶液總量 1417.86/0.018=84324.6 kg/h（b）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

44、量+出塔氣體總量-入塔氣量-凝水量 =84324.6+13913.42-16444.2-3300.884 =78383 kg/hd塔底AN溶液的組成和量AN溶液中的水=塔頂加入的水+進塔氣液混合物中帶入的水-出塔氣中帶出的水 =78383+631.8+3300.884-104.12 =82211.46 kg/he.水吸收塔物料平衡如下： 流量 組成組分入 塔 氣入塔凝液入塔水出 塔 氣塔底出口AN溶液Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kg/hKg/hKmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H66.49276.71.181.4026.492

45、76.71.3801.9890000C3H88.42370.41.411.8778.42370.41.7642.6620000O226.40844.84.764.28226.40844.84.4346.0740000N2412.911461.474.1248.48412.911461.486.4183.090000H2O34.10631.86.1483.8113300.884783834.784104.121.2120.7484467.382211.4699.0697.64AN28.631417.864.147.692000028.631417.860.62091.8ACN4.00204.09

46、0.891.0400004.00204.090.10840.243HCN9.29240.961.671.27300009.29240.960.2010.0221ACL0.3318.480.000490.094600000.3318.480.007160.298CO217.18744.93.083.8317.18744.9 3.4994.4430000合計44716444.21001003300.88478383477.27413913.431001004610.4484203.94100100f. 檢驗前面關于AN、HCN、ACN、ACL全部溶于水的假設的正確性 因為系統(tǒng)壓力<1MPa,氣相可視為理想氣體，AN、HCN、ACN、ACL的量相對于水