第十屆全國大學(xué)生化工設(shè)計(jì)競賽(丙烷的綜合利用)

1、目 錄一、概論及設(shè)計(jì)任務(wù) 2二、生產(chǎn)方案 2 2.1 工藝技術(shù)方案及原理 2 2.2 設(shè)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(chǎn)工藝及物料流程33.2 小時(shí)生產(chǎn)能力43.3 物料衡算和熱量衡算43.3.1 反應(yīng)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 213.3.14 吸收水第二冷卻器 223.3.16 吸收水第三冷卻器 22四、主要設(shè)備的工藝計(jì)算224.1 空氣飽和塔 224.2 水吸收塔 244.3 合成反應(yīng)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

3、.14 空氣壓縮機(jī) 364.16 中和液貯槽 37五、工藝設(shè)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(hù)和安全措施 44 10.1丙烯腈生產(chǎn)中的廢水和廢氣及廢渣的處理 44 10.2生產(chǎn)安全及防護(hù)措施 441、概論及設(shè)計(jì)任務(wù) 概論 丙烯腈是重要的有機(jī)化工產(chǎn)品，在丙烯系列產(chǎn)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(diǎn)77.3。丙烯腈有毒，室內(nèi)允許濃度為0.002mgL，在空氣中爆炸極限(體積分?jǐn)?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

4、和氰基，化學(xué)性質(zhì)活潑，能發(fā)生聚合、加成、氰基和氰乙基等反應(yīng)，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(chǎn)丙烯腈的研究也取得長足進(jìn)展，現(xiàn)已處于中試階段。這一方面是由于價(jià)格的因素，丙烷的價(jià)格比丙烯低得多，另一方面也為惰性的丙烷開拓了新的應(yīng)用領(lǐng)域。但就目前的技術(shù)水平來看，固定資產(chǎn)投資大，轉(zhuǎn)化率低，選擇性不高，目前報(bào)道的丙烷的轉(zhuǎn)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(shè)計(jì)，丙烷為原料生產(chǎn)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

5、-O等。 丙烯腈是重要的有機(jī)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(jī)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(shè)計(jì)任務(wù)1 設(shè)計(jì)項(xiàng)目名稱 丙烯腈合成工段2 生產(chǎn)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(chǎn)能力 年生產(chǎn)天數(shù)300天，產(chǎn)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(chǎn)品為丙烯腈水溶液，含丙烯腈約1.8%（wt）。2、生產(chǎn)方案2.1 工藝技術(shù)方案及原理 20世紀(jì)60年代以前，丙烯腈的生產(chǎn)采用環(huán)氧乙烷、乙醛、乙炔等為原料和HCN反應(yīng)制得，

6、但HCN有劇毒，生產(chǎn)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(jià)廉易得，又不需劇毒的HCN，從此丙烯腈的生產(chǎn)發(fā)生了根本的變化。迄今為止，丙烯腈的工業(yè)生產(chǎn)都以此方法進(jìn)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O.S.W法，上述五種工藝路線的化學(xué)反應(yīng)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(yīng)器，其他方法采用固定床反應(yīng)器。相比較而言，Sohio法

7、有一定的先進(jìn)性，Snam法和Distillers-Ugine法丙烯的消耗定額比較高，而固定床反應(yīng)器的單臺(tái)生產(chǎn)能力遠(yuǎn)小于流化床反應(yīng)器，不利于擴(kuò)大生產(chǎn)能力，而且固定床反應(yīng)溫度難以實(shí)現(xiàn)最優(yōu)化操作，因此，目前Sohio法應(yīng)用比較普遍，約占全球總生產(chǎn)能力的90。中國引進(jìn)的也是Sohio技術(shù)。 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(chǎn)過程的主反應(yīng)為C3H6+NH3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O該反應(yīng)的反應(yīng)熱為 （-Hr）298=486.4kJ/mol AN 主要的副反應(yīng)和相應(yīng)的反應(yīng)熱數(shù)據(jù)如下：(1) 生成氫化氰（HCN）C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20

8、（-Hr）298=314.1kJ/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(shè)備方案 2.2.1 催化設(shè)備  眾所周知，在丙烯腈生產(chǎn)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(shí)踐證明，居世界領(lǐng)先水平的催化劑

9、有美國BP的C-49MC、日本化學(xué)公司的NS-733D以及我國的MB-93、MB-96等。這些催化劑的應(yīng)用都可為丙烯腈的生產(chǎn)帶來顯著的經(jīng)濟(jì)效益。從催化劑的國產(chǎn)化方面考慮，結(jié)合擴(kuò)能改造，應(yīng)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(yīng)的車間工段設(shè)立控制室，進(jìn)行監(jiān)視控制操作。 鍋爐房電站生產(chǎn)裝置的運(yùn)行控制方式，采用爐機(jī)集中控制。（包括爐、機(jī)、除氧給水系統(tǒng)）。將爐機(jī)控制室設(shè)在裝置建筑物內(nèi)，以利于對機(jī)組進(jìn)行監(jiān)視控制。 2.2.2控制系統(tǒng) 全廠選用一套中心DCS 系統(tǒng)，分別對儀表進(jìn)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(jìn)口。 在線自動(dòng)分析儀表

10、，基本上采用國內(nèi)引進(jìn)技術(shù)生產(chǎn)的紅外線自動(dòng)分析器和紫外線自動(dòng)分析器，在線質(zhì)譜儀考慮進(jìn)口，在線色譜儀選用國內(nèi)引進(jìn)技術(shù)生產(chǎn)的或者進(jìn)口。 本系統(tǒng)也考慮了能聯(lián)結(jié)全廠生產(chǎn)調(diào)度，操作管理站即生產(chǎn)總調(diào)度站，以及電氣控制站及其馬達(dá)控制中心和馬達(dá)的驅(qū)動(dòng)裝置，從而實(shí)現(xiàn)生產(chǎn)過程綜合自動(dòng)化。 合成丙烯腈生產(chǎn)過程中，為了達(dá)到最佳的合成效果，H2/N2必須進(jìn)行嚴(yán)格控制，由于工藝過程對H2/N2 配比干擾因素較多，應(yīng)迅速檢測出氫氮比，為此選用采集周期短的質(zhì)譜儀測出氫氮比，從而能實(shí)現(xiàn)多變量預(yù)估控制，并使合成塔入口的氫氮比，波動(dòng)最小，得到最佳氫氮比，產(chǎn)生最好的經(jīng)濟(jì)效益。 2.3程方案 土建工程方案選擇及原則確定 1) 建筑結(jié)構(gòu)設(shè)

11、計(jì)符合技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理、安全適用2) 在滿足工藝生產(chǎn)的前提下，廠房布置盡量一體化，設(shè)備盡可能露天設(shè)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(chǎn)工藝及物料流程 生產(chǎn)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(jīng)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(jìn)入混合器；經(jīng)壓縮后的空氣先通過空氣飽和塔增濕，再經(jīng)空氣加熱器預(yù)熱至一定溫度進(jìn)入混合器?；旌蠚獬隹诘母邷貧怏w先經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量，氣體冷卻到230左右進(jìn)入氨中和塔，在7080下用硫酸吸收反應(yīng)器出口氣體中未反應(yīng)的氨

12、，中和塔塔底的含硫酸銨的酸液經(jīng)循環(huán)冷卻器除去吸收熱后，返回塔頂循環(huán)使用，同時(shí)補(bǔ)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(jīng)換熱器冷卻后進(jìn)入水吸收塔，用410的水吸收丙烯腈和其他副產(chǎn)物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈約1.8%的丙烯腈水溶液，經(jīng)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(shí)生產(chǎn)能力按年工作日300天，丙烯腈損失率3.1%、設(shè)計(jì)裕量6%計(jì)算，丙烯腈小時(shí)產(chǎn)量為 3.3 物料衡算和熱量衡算3.3.1反應(yīng)器的物料衡算和熱量衡算(1)計(jì)算依據(jù)a. 丙烯腈產(chǎn)量 1417.86kg/h,即28.63kmol/hb.原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)） 含

13、C3H6 84%,C3H8 14%c.進(jìn)反應(yīng)器的原料配比（摩爾分?jǐn)?shù)）為 C3H6 : NH3 : O2 : H2O1:1.04:23:3d.反應(yīng)后各產(chǎn)物的單程收率如表物質(zhì)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(jìn)口0.203MPa, 出口0.162MPaf.反應(yīng)器進(jìn)口氣體溫度110，反應(yīng)溫度470，出口氣體溫度360g.化學(xué)參數(shù)如表主要物質(zhì)C3H6C3H8NH3丙烯腈 乙腈丙烯醛摩爾質(zhì)量kg/kmol424417434146（2）物料衡算 a. 反應(yīng)器進(jìn)口原料氣中各組分的流量C3H6 28.63/0.6=47

14、.72 kmol/h=2004.2 kg/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(yīng)器出口混合氣中各組分的流量 丙烯腈(AN) 28.63 kmol/h=

15、1417.86 kg/h 乙腈(ACN) 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）×

16、28.63-9.31-0.33-4.01-9/（3×2）×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 40.11-28.63-4.01-9.31=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(yīng)

17、器物料平衡表流量和組成組分反應(yīng)器進(jìn)口反應(yīng)器出口kmol/hkg/h%(mol)%(wt)kmol/hkg/h%(mol)%(wt)C3H647.722004.26.1819.66.49276.70.8271.324C3H88.42370.41.0911.7748.42370.41.061.774NH340.11841.876.494.087.16121.70.8980.483O2109.763412.3214.2216.8226.40844.83.3124.046N2412.911461.444.3844.38412.911461.447.8244.4H2O143.162476.8818.44

18、12.34274.24943.634.4923.71AN000028.631417.863.4947.271ACN00004.01204.40.62890.9843HCN00009.31241.21.1681.231ACL00000.3318.480.0420.0896CO2000017.18744.92.4163.622合計(jì)772.0720917100100797.1320877100100（3）熱量衡算各物質(zhì)0t的平均定壓比熱容如下物質(zhì)C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO201101.8412.042.3010.9411.0461.88303602.6783.01

19、32.6361.0041.0882.0081.8741.6401.9331.9661.13004702.9293.3472.9391.0461.1092.0922.0291.7242.102.1721.213濃相段熱衡算求濃相段換熱裝置的熱負(fù)荷及產(chǎn)生蒸汽量假設(shè)如下熱力學(xué)途徑：470°C，濃相段出口混合氣110°C，反應(yīng)器入口混合氣H.。 H1H3 24°C，反應(yīng)器入口混合氣24°C，濃相段出口混合氣H2 各物質(zhì)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(fù)荷）為： Q=(1-

20、0.04)×1.886×107=1.792×107kJ/h濃相段換熱裝置產(chǎn)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(chǎn)生的蒸汽量=b.稀相段熱衡算求稀相段換熱裝置的熱負(fù)荷及產(chǎn)生蒸汽量以0氣體為衡算基準(zhǔn)進(jìn)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(fù)荷為 稀相段換熱裝置產(chǎn)生0.404Mpa的飽和蒸汽，產(chǎn)生的蒸汽量為 3.3.2廢熱鍋爐的熱量衡算 （1）計(jì)算依據(jù)a.入口氣體和出口氣體的組成與反應(yīng)器出口氣體相同b.入口氣體溫度360

21、，壓力0.162Mpac.出口氣體溫度180，壓力0.142MPad.鍋爐水側(cè)產(chǎn)生0.404Mpa的飽和蒸汽（2）熱衡算以0氣體為衡算基準(zhǔn)物質(zhì)C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO22.0712.3432.4060.9621.0441.9241.4421.4841.6071.4861.004各物質(zhì)在0180的平均比熱容為a. 入口氣體帶入熱（等于反應(yīng)器稀相段氣體帶出熱b.c. 出口氣體帶出熱d. 熱衡算求需要取出的熱量Q按熱損失10%計(jì)，需取出的熱量為e. 產(chǎn)生蒸汽量 產(chǎn)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(jì)算依據(jù)a.入塔空氣壓力

22、0.263Mpa,出塔空氣壓力0.243 Mpab.空壓機(jī)入口空氣溫度30，相對濕度80%，空壓機(jī)出口氣體溫度170c.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(zhì)ANACN氰醇ACLH2O合計(jì)%（wt）0.0040.0080.00040.000299.986100e.塔頂出口濕空氣的成分和量按反應(yīng)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(jìn)塔空氣量進(jìn)塔干空氣量等于（109.

23、76+412.9）=422.64kmol/h=14073kg/h查得30，相對濕度80%時(shí)空氣濕含量為0.022水氣/kg干空氣，因此，進(jìn)塔空氣帶入的水蒸氣量為 0.022×14073=331.6kg/hb.進(jìn)塔熱水量液比為142.4，故進(jìn)塔噴淋液量為塔頂噴淋液（104）的密度為948kg/m3,因此進(jìn)塔水的質(zhì)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(yīng)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24

24、76.88kg/hd.出塔液量塔內(nèi)水蒸發(fā)量=2476.88331.6=2244.28kg/h 塔液流量=474072244.28=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)O2109.763412.3220.422.88109.763412.3216.4819.900000N2412.911461.476.7474.32412.911461.462.0164.400000H2O18.42331.68.841.8143.162476.882

25、1.4114.604740099.9864424499.984AN000000002.3740.0042.3740.00424ACN000000003.8000.0083.8000.0084氰醇000000000.2380.00040.2380.00043ACL000000000.0940.00020.0940.00021合計(jì)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?jǐn)?shù)為0.214，根據(jù)分壓定律，蒸汽的實(shí)際分壓為因飽和度為0.81，所

26、以飽和蒸汽分壓應(yīng)為： 0.04644/0.81=0.0698Mpa=69800Pa查飽和蒸汽表，得到對應(yīng)的飽和溫度為90，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(zhǔn)：0氣態(tài)空氣，0液態(tài)水（a）170進(jìn)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

27、熱損失4%計(jì)，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(jì)算依據(jù)a. 入塔氣體流量和組成與反應(yīng)器出口氣體相同b.在中和塔內(nèi)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(jì)%（wt）68.430.030.020.0160.430.90100進(jìn)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(jìn)塔其中含有72.94kg/h的氨，在塔內(nèi)被硫酸吸收生成硫酸銨

28、，氨和硫酸反應(yīng)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=472.7

29、kg/ha. 需補(bǔ)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 370.4kg/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)

30、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%(wt)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.

31、446.3148.48H2O274.24943.634.4223.7226.98471047.968.43218.43932.68429.8019.93AN28.631417.863.4917.271000.4490.0328.631417.863.9047.692ACN4.01204.40.62840.9840000.30480.024.00204.090.681.04HCN9.31241.21.1671.203000.24470.0169.29240.961.2691.273ACL0.3318.480.0420.089400000.3318.480.0440.0946CO217.18744

32、.92.1443.621000017.18744.92.3423.83H2SO40000348.414937.6470.40000(NH4)SO4000000472.730.90000合計(jì)797.120877100100384.41001429.1100733.1819733100100(3) 熱衡算a. 出塔氣體溫度 塔頂氣體中實(shí)際蒸汽分壓為pH2O=yH2Op=0.2980×0.122=0.0363MPa設(shè)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=44

33、g(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pH2O的值，內(nèi)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(NH

34、4)2SO4含量44g(NH4)2SO4/100gH2O下溶液上方的飽和蒸汽分壓等于0.049MPa時(shí)的釜液溫度即為釜液的飽和溫度，內(nèi)插法從表10.1中得到，飽和溫度為83.4，設(shè)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(shí)，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(huì)有 硫酸銨結(jié)晶析出。 d. 熱衡算求循環(huán)冷卻器的熱負(fù)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=4.26

35、9×106kJ/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(zhì)C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO2EP/kJ/(kg·k)1.7141.9660.94141.0461.8831.3471.3931.4061.3430.921 (c)蒸汽在塔內(nèi)冷凝放熱Q3蒸汽在塔內(nèi)的冷凝量=進(jìn)塔氣體帶入蒸汽-出口氣帶出蒸汽 =4943.6-3932.684=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(jī)物冷凝放熱Q4AN的冷凝量 0.0.449

36、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(shè)計(jì)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×

37、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·K）。 Q8=384.4×1.603×（30-0）=18439kJ/h(i)求循環(huán)冷卻器熱負(fù)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(shè)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

38、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(shè)循環(huán)液流量為m kg/h，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A

39、N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(jì)算依據(jù)進(jìn)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(shè)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%(mo

40、l)%(wt)Kg/h%(wt)C3H66.49276.70.8981.4026.49276.70.8981.402C3H88.42370.41.1481.8778.42370.41.1481.877O226.40844.83.604.28226.40844.83.604.282N2412.911461.446.3148.48412.911461.446.3148.48H2O218.43932.68429.8019.9334.10631.86.3013.8113300.884100AN28.631417.863.9047.69228.631417.863.9047.692ACN4.00204.

41、090.681.044.00204.090.681.04HCN9.29240.961.2691.2739.29240.961.2691.273ACL0.3318.480.0440.09460.3318.480.0440.0946CO217.18744.92.3423.8317.18744.92.3423.83合計(jì)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

42、040的平均比熱容如下：組分C3H6C3H8O2N2H2OANHCNACNACLCO261.9272.3829.4629.2936.7463.3462.7642.0964.6138.66e.熱衡算求換熱器的熱負(fù)荷熱平衡方程：帶入數(shù)據(jù)得： Q4=8.434×106kJ/h3.3.6水吸收塔物料衡算和熱量衡算 (1)計(jì)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(jìn)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(shè)入塔氣中的AN、HC

43、N、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)，C3H88.42Kmol/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(jì)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：

44、 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(zhì)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 =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(jìn)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

45、%(mol)%(wt)Kg/hKg/hKmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H66.49276.71.181.4026.49276.71.3801.9890000C3H88.42370.41.411.8778.42370.41.7642.6620000O226.40844.84.764.28226.40844.84.4346.0740000N2412.911461.474.1248.48412.911461.486.4183.090000H2O34.10631.86.1483.8113300.884783834.784104.121.2120.7484467.382211.4699.06