年產6萬噸丙烯腈合成工段的初步設計

1、 屆畢業(yè)論文年產6萬噸丙烯腈合成工段的初步設計 系 、 部： 材料與化學工程學院 學生姓名：指導教師：職稱專 業(yè)： 化學工程與工藝 班 級：完成時間：摘 要 丙烯腈是石油化學工業(yè)的重要產品，是合成聚丙烯腈纖維，丁腈橡膠和合成塑料的重要單體。本文采用的是原料來源豐富、操作簡單的丙烯氨氧化法生產丙烯腈。通過對從原料的處理到丙烯腈的合成工段的主要單元進行物料和熱量衡算，對空氣加熱器、丙烯蒸發(fā)器、氨蒸發(fā)器的工藝計算，算出了部分設備的換熱面積，完成了對丙烯腈合成工段的初步設計。關鍵詞 丙烯腈；丙烯氨氧化法；生產；設計ABSTRACTAcrylonitrile is an important produc

2、t for the petrochemical industry, synthetic acrylic fiber, acrylonitrile-butadiene rubber and synthetic plastics important monomers. This article is a rich source of raw materials, production of ammonia oxidation of propylene nitride. From raw materials handling to the synthesis of acrylonitrile uni

3、ts main unit for material and energy balance, air heaters, propylene evaporator, ammonia evaporator process calculation, worked out some of the equipment of the heat transfer area, completed the preliminary design of the raw material process. Key words acrylonitrile; propylene ammonia oxidation；prod

4、uction；design目 錄1 丙烯腈的概論11.1 丙烯系產品的生產11.2 丙烯氨氧化生產丙烯腈21.2.1 丙烯腈的性質和用途21.2.2 丙烯腈的生產方法31.2.3 反應原理31.2.4 操作條件41.2.5 工藝流程61.2.6 典型設備流化床反應器82 總體方案工藝設計102.1 設計任務102.2 流程確定103 工藝設計計算123.1 物料衡算與熱量衡算123.1.1 反應器的物料衡算和熱量衡算123.1.2 廢熱鍋爐的物料衡算和熱量衡算153.1.3 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算163.1.4 氨中和塔物料衡算和熱量衡算183.1.5 換熱器物料衡算和熱量衡算223.1

5、.6 水吸收塔物料衡算和熱量衡算223.1.7 空氣水飽和塔釜液槽243.1.8 丙烯蒸發(fā)器熱量衡算253.1.9 丙烯過濾器熱量衡算253.1.10 氨蒸發(fā)器熱量衡算263.1.11 氣氨過熱器263.1.12 混合器263.1.13 空氣加熱器的熱量衡算273.2 主要設備的工藝計算283.2.1 流化床合成反應器283.2.2 空氣飽和塔293.2.3 丙烯蒸發(fā)器324 車間布置設計344.1 廠房建筑344.2 生產操作344.3 設備裝修344.4 安全要求354.5 車間布置說明355 環(huán)境保護和安全措施要求365.1 丙烯腈生產中的三廢處理365.2 生產安全及防護措施366 結

6、論38參考文獻39致 謝40附 錄411 丙烯腈的概論丙烯腈是一種無色、易燃易爆有刺激性臭味的液體，能自聚，在常溫、常壓下呈黃色。由于含有CN，因此其有劇毒，空氣中最高允許濃度為45ppm。它是重要的基本有機原料之一，它與丁二烯共聚生成丁腈橡膠，是三大合成材料的重要單體。丙烯腈其用途十分廣泛。世界上大多數國家50以上的丙烯腈用于生產腈綸纖維。我國用于生產腈綸的丙烯腈占80以上。此外，丙烯腈還用于生產ABS、AS、丙烯酰胺、丁腈橡膠及丁腈膠乳、己二腈/己二胺、丙烯腈阻隔性樹脂、聚丙烯腈碳纖維等。 生產丙烯腈的方法主要有環(huán)氧乙烷法、乙炔法及丙烯氨氧化法。前兩種方法因為原料昂貴，需要劇毒的HCN為原

7、料，生產成本高，從而限制了丙烯腈生產的發(fā)展。而丙烯氨氧化法具有原料價廉易得，可一步合成、投資少、生產成本低等優(yōu)點得到廣泛應用。此次設計采用的是丙烷氨氧化法：即丙烷在催化劑的作用下與氨和氧氣（或空氣）反應合成丙烯腈。1.1丙烯系產品的生產丙烯的主要來源有兩個，一是由煉油廠裂化裝置的煉廠氣回收；二是在石油烴裂解制乙烯時聯(lián)產所得。丙烯大部分一直來自煉油廠，近年來，由于裂解裝置建設較快，丙烯產量相應提高較快。和世界市場一樣，近年來我國丙烯的發(fā)展速度也逐漸超過了乙烯。2000年，我國乙烯需求量478.89萬噸，而丙烯的需求量卻達到498.85萬噸，首次超過乙烯，之后丙烯的需求量一種保持在乙烯之上。與乙烯

8、相似，由于丙烯分子中含有雙鍵和-活潑氫，所以具有很高的化學反應活性。在工業(yè)生產中，利用丙烯的加成反應、氧化反應、羧基化、烷基化及其聚合反應等，可得一系列有價值的衍生物。丙烯是重要的有機化工原料，用于生產聚丙烯、異丙苯、羰基醇、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙烯酸、異丙醇等。聚丙烯是我國丙烯最大的消費衍生物。2003年，我國聚丙烯的產量為445.5萬噸，消耗丙烯約444.0萬噸，約占全國丙烯總消費量的72.1%，；2004年我國聚丙烯產量為474.9萬噸，消耗丙烯約480.0萬噸，比2003年增長約8.1%；丙烯腈是我國丙烯的第二大衍生物，2003年，我國丙烯腈的產量約為56.0萬噸，消費丙烯約62.7萬噸

9、，約占全國丙烯總消費量的10.2%；2004年產量約為58.0萬噸，消費丙烯約為65.0萬噸，比2003年增長約3.7%；環(huán)氧丙烷是我國丙烯的第三大消費衍生物，2003年，全國環(huán)氧丙烷的產量約為39.8萬噸，消耗丙烯約35.8萬噸，約占全國丙烯總消費量的5.8%；2004年產量約為42.0萬噸，消耗丙烯約37.8萬噸，比2003年增長約13.1%；丁醇和辛醇也是丙烯的主要衍生物之一，2003年我國丁辛醇的產量合計約為45.35萬噸,共消耗丙烯約40.7萬噸,約占全國丙烯總消費量的6.6%；2004年產量合計為44.91萬噸，共消耗丙烯約40.3萬噸，比2003年減少約1.0%；2003年用于生

10、產其它化工產品如苯酚、丙酮和丙烯酸等方面的丙烯消費量約為10.9萬噸，約占全國丙烯總消費量的1.8%；2004年消費量約為11.5萬噸。目前我國丙烯主要衍生物的自給率還很低，需大量進口來維持國內的供需平衡，這給我國的丙烯生產提供了廣闊的發(fā)展空間。然而，這些發(fā)展空間并非國內公司所能獨享，而將給國內外石化公司帶來共同的發(fā)展機遇。實際上，目前我國周邊主要的丙烯生產國和地區(qū)都處于丙烯及其衍生物的凈出口地位，大量向我國出口。中東地區(qū)新增丙烯生產能力的很大一部分也瞄準我國市場，因此未來國內市場面臨激烈的競爭。1.2 丙烯氨氧化生產丙烯腈1.2.1 丙烯腈的性質和用途丙烯腈在常溫下是無色透明液體，味甜，微臭

11、，沸點77.5，凝固點-83.3，閃點0，自燃點481。可溶于有機溶劑如丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇中，與水部分互溶，20時在水中的溶解度為7.3(w)，水在丙烯腈中的溶解度為3.1(w)。其蒸氣與空氣形成爆炸混合物，爆炸極限為3.0517.5(v)。丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、異丙醇等會形成二元共沸混合物，和水的共沸點為71，共沸物中丙烯腈的含量為88(w)，在有苯乙烯存在下，還能形成丙烯腈-苯乙烯-水三元共沸混合物。丙烯腈劇毒，其毒性大約為氫氰酸毒性的十分之一，能灼傷皮膚，低濃度時刺激粘膜，長時間吸入其蒸氣能引起惡心，嘔吐、頭暈、疲倦等，因此在生產、貯存和運輸中，應采取嚴格的安全防護

12、措施，工作場所內丙烯腈允許濃度為0.002mg/L。丙烯腈分子中有雙鍵()和氰基()兩種不飽和鍵，化學性質很活潑， 能發(fā)生聚合、加成、水解、醇解等反應。聚合反應發(fā)生在丙烯腈的C=C雙鍵上，純丙烯腈在光的作用下就能自行聚合，所以在成品丙烯腈中，通常要加入少量阻聚劑，如對苯二酚甲基醚(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(fā)生共聚反應，由此可制得各種合成纖維、合成橡膠、塑料、涂料和粘合劑等。丙烯腈是三大合成的重要單體，目前主要用它生產聚丙烯腈纖維(商品名叫“腈綸”)。其次用于生產ABS樹脂(丙烯腈丁二烯苯

13、乙烯的共聚物)，和合成橡膠(丙烯腈丁二烯共聚物)。丙烯腈水解所得的丙烯酸是合成丙烯酸樹脂的單體。丙烯腈電解加氫，偶聯(lián)制得的己二腈，是生產尼龍66的原料。1.2.2 丙烯腈的生產方法1960年以前，丙烯腈的生產方法有三種。(1)環(huán)氧乙烷法 以環(huán)氧乙烷與氫氰酸為原料，經兩步反應合成丙烯腈。 (2)乙醛法(3)乙炔法1952年以后世界各國相繼建立了乙炔與氫氰酸合成丙烯腈的工廠。本方法比上兩法技術先進、工藝過程簡單，但丙烯腈分離提純較為困難，需大量電能生產電石。雖然這一方法曾被世界各國普遍采用，但生產發(fā)展受到地區(qū)資源的限制。由于以上生產方法原料貴，需用劇毒的HCN為原料引進CN基，生產成本高。限制了丙

14、烯腈生產的發(fā)展。1959年開發(fā)成功了丙烯氨氧化步合成丙烯睛的新方法，該法具有原料價廉易得、工藝流程簡單、設備投資少、產品質量高、生產成本低等許多優(yōu)點，使其1960年就在工業(yè)生產上應用，很快取代了乙炔法，迅速推動了丙烯腈生產的發(fā)展，成為世界各國生產丙烯腈的主要方法。1.2.3 反應原理(1)主、副反應主反應 ： CH=CH-CH3 + NH3 +3/2O2 CH2=CH-CN + 3H2O 丙烯、氨、氧在一定條件下發(fā)生反應，除生成丙烯腈外，尚有多種副產物生成。副反應：CH2=CHCH3 + 3NH3 + 3O2 3HCN + 6H2O 氫氰酸的生成量約占丙烯腈質量的1/6。CH2=CHCH3 +

15、3/2NH3 +3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O 乙腈的生成量約占丙烯腈質量的1/7。CH2=CHCH3 + O2 CH2=CHCHO + H2O 丙烯醛的生成量約占丙烯腈質量的1/100 CH2=CHCH3 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O 二氧化碳的生成量約占丙烯腈質量的1/4，它是產量最大的副產物。上述副反應都是強放熱反應，尤其是深度氧化反應。在反應過程中，副產物的生成，必然降低目的產物的收率。這不僅浪費了原料，而且使產物組成復雜化，給分離和精制帶來困難，并影響產品質量。為了減少副反應，提高目的產物收率，除考慮工藝流程合理和設備強化外，關鍵在于選擇適宜的催化劑，所采用的催

16、化劑必須使主反應具有較低活化能，這樣可以使反應在較低溫度下進行，使熱力學上更有利的深度氧化等副反應，在動力學上受到抑制。(2)催化劑工業(yè)上用于丙烯氨氧化反應的催化劑主要有兩大類，一類是復合酸的鹽類(鉬系)，如磷鉬酸鉍、磷鎢酸鉍等；另一類是重金屬的氧化物或是幾種金屬氧化物的混合物(銻系)，例如Sb、Mo、Bi、V、W、Ce、U、Fe、Co、Ni、Te的氧化物，或是SbSn氧化物，SbU氧化物等。我國目前采用的主要是第一類催化劑。鉬系代表性的催化劑有美國Sohio 公司的C-41、C-49及我國的MB-82、MB-86。一般認為，其中MoBi是主催化劑，PCe是助催化劑，具有提高催化劑活性和延長催

17、化劑壽命的作用。按質量計，MoBi占活性組分的大部分，單一的MoO3雖有一定的催化活性，但選擇性差，單一的Bi03對生成丙烯腈無催化活性，只有二者的組合才表現出較好的活性、選擇性和穩(wěn)定性。單獨使用PCe時，對反應不能加速或極少加速，但當它們和MoBi配合使用時，能改進MOBi催化劑的性能。一般來說，助催化劑的用量在5以下。載體的選擇也很重要，由于反應是強放熱，所以工業(yè)生產中采用流化床反應器。流化床反應器要求催化劑強度高，耐磨性能好，故采用粗孔微球型硅膠作為催化劑的載體。1.2.4 操作條件(1)原料純度 原料丙烯是從烴類裂解氣或催化裂化氣分離得到，其中可能含有的雜質是碳二、丙烷和碳四，也可能有

18、硫化物存在。丙烷和其它烷烴對反應沒有影響，它們的存在只是稀釋了濃度，實際上含丙烯50的丙烯丙烷餾分也可作原料使用。乙烯在氨氧化反應中不如丙烯活潑，因其沒有活潑的-H，一般情況下，少量乙烯存在對反應無不利影響。但丁烯或更高級烯烴存在會給反應帶來不利，因為丁烯或更高級烯烴比丙烯易氧化，會消耗原料中的氧，甚至造成缺氧，而使催化劑活性下降；正丁烯氧化生成甲基乙烯酮（沸點80），異丁烯氨氧化生成甲基丙烯腈（沸點90），它們的沸點與丙烯腈沸點接近，會給丙烯腈的精制帶來困難。因此，丙烯中丁烯或更高級烯烴含量必須控制。硫化物的存在，會使催化劑活性下降，應預先脫除。(2)原料的配比合理的原料配比，是保證丙烯腈合

19、成反應穩(wěn)定、副反應少、消耗定額低，以及操作安全的重要因素。因此，嚴格控制投入反應器的各物料流量是很重要的。a.丙烯與氨的配比（氨比） 在實際投料中發(fā)現，當氨比小于理論值1:1時，有較多的副產物丙烯醛生成，氨的用量至少等于理論比。但用量過多也不經濟，既增加了氨的消耗量，又增加了硫酸的消耗量，因為過量的氨要用硫酸去中和，所以又加重了氨中和塔的負擔。因此，丙烯與氨的摩爾比，應控制在理論值或略大于理論值，即丙烯:氨1:11.2左右。 b.丙烯與空氣的配比（氧比） 丙烯氨氧化所需的氧氣是由空氣帶入的。目前，工業(yè)上實際采用的丙烯與氧的摩爾比約為l:23（大于理論值1:1.5），采用大于理論值的氧比，主要是

20、為了保護催化劑，不致因催化劑缺氧而引起失活。反應時若在短時間內因缺氧造成催化劑活性下降，可在540溫度下通空氣使其再生，恢復活性。但若催化劑長期在缺氧條件下操作，雖經再生，活性也不可能全部恢復。因此，生產中應保持反應后氣體中有2（按體積計）的含氧量。但空氣過多也會帶來一些問題，如使丙烯濃度下降，影響反應速度，從而降低了反應器的生產能力；促使反應產物離開催化劑床層后，繼續(xù)發(fā)生深度氧化反應，使選擇性下降；使動力消耗增加；使反應器流出物中產物濃度下降，影響產物的回收。因此，空氣用量應有一適宜值。c.丙烯與水蒸氣的配比（水比） 丙烯氨氧化的主反應并不需要水蒸氣參加。但根據該反應的特點，在原料中加入一定

21、量水蒸氣有多種好處，如可促使產物從催化劑表面解吸出來，從而避免丙烯腈的深度氧化；若不加入水蒸氣，原料混合氣中丙烯與空氣的比例正好處于爆炸范圍內，加入水蒸氣對保證生產安全有利；水蒸氣的熱容較大，又是一種很好的稀釋劑，加入水蒸氣可以帶走大量的反應生成熱，使反應溫度易于控制；加入水蒸氣對催化劑表面的積炭有清除作用。另一方面，水蒸氣的加入，勢必降低設備的生產能力，增加動力消耗。當催化劑活性較高時，也可不加水蒸氣。因此，發(fā)展趨勢是改進催化劑性能，以便少加或不加水蒸汽。從目前工業(yè)生產情況來看，當丙烯與加入水蒸氣的摩爾比為1:3時，綜合效果較好。(3)反應溫度 溫度是影響丙烯氨氧化的一個重要因素。當溫度低于

22、350時，幾乎不生成丙烯腈。要獲得丙烯腈的高收率，必須控制較高的反應溫度。溫度的變化對丙烯的轉化率、丙烯腈的收率、副產物氫氰酸和乙腈的收率以及催化劑的空時收率都有影響。當反應溫度升高時，丙烯轉化率、丙烯腈收率都明顯地增加，而副產物乙腈和氫氰酸收率則有所增加。隨著溫度的升高，丙烯腈收率和乙腈收率都會出現一個最大值，丙烯腈收率的最大值所對應的溫度大約在460左右，乙腈收率最在值所對應的溫度大約在417左右。生產中通常采用在460左右進行操作。另外，在457以上反應時，丙烯易于與氧作用生成大量CO2，放熱較多，反應溫度不易控制。再者，過高的溫度也會使催化劑的穩(wěn)定性降低。(4)接觸時間 丙烯氨氧化反應

23、是氣固相催化反應，反應是在催化劑表面進行的。因此，原料氣和催化劑必須有一定的接觸時間，使原料氣能盡量轉化成目的產物。一般說來，適當增加接觸時間，可以提高丙烯轉化率和丙烯腈收率，而副產物乙腈、氫氰酸和丙烯醛的收率變化不大，這對生產是有利的。但是，增加接觸時間是有限度的，過長的接觸時間會使丙烯腈深度氧化的機會增大，反而使丙烯腈收率下降。同時，過長的接觸時間，還會降低設備的生產能力，而且由于尾氣中氧含量降低而造成催化劑活性下降，故接觸時間一般為5l0s。(5)反應壓力 丙烯氨氧化生產丙烯腈是體積縮小的反應，提高壓力可增大反應的平衡轉化率。同時，提高壓力也可增加氣體的相對密度，相應地可增加設備的生產能

24、力。但實驗表明，加壓反應的效果不如常壓理想。這可能是由于加壓對副反應更有利，反而降低了丙烯腈的收率。因此，一船采用常壓操作，適當加壓只是為了克服后部設備及管線的阻力。1.2.5 工藝流程丙烯氨氧化生產丙烯腈的工藝流程如圖11所示。圖1-1丙烯氨氧化法合成丙烯腈工藝流程圖1反應器；2旋風分離器；3、10、11、16、22、25塔頂氣體冷凝器；4急冷塔；5水吸收塔；6急冷塔釜液泵；7急冷塔上部循環(huán)泵；8回收塔；9、20塔釜液泵；12、17分層器；13、19油層抽出泵；14乙腈塔；15脫氰塔；18、24、30塔底再沸器；21成品塔；23成品塔側線抽出冷卻器；26吸收塔側線采出泵；27吸收塔側線冷卻器

25、；28氨蒸發(fā)器；29丙烯蒸發(fā)器原料丙烯經蒸發(fā)器（29）蒸發(fā)，氨經蒸發(fā)器（28）蒸發(fā)后，進行過熱、混合，從流化床底部經氣體分布板進入反應器（1），原料空氣經過濾由空壓機送入反應器（1）錐底，原料在催化劑作用下，在流化床反應器中進行氨氧化反應。反應尾氣經過旋風分離器（2）捕集生成氣夾帶的催化劑顆粒，然后進入尾氣冷卻器（3）用水冷卻，再進入急冷塔（4）。氨氧化反應放出大量的熱，為了保持床層溫度穩(wěn)定，反應器中設置了一定數量的U型冷卻管，通入高壓熱水，借水的汽化潛熱移走反應熱。經反應后的氣體進入急冷塔（4），通過高密度噴淋的循環(huán)水將氣體冷卻降溫。反應器流出物料中尚有少量未反應的氨，這些氨必須除去。因為在

26、氨存在下，堿性介質中會發(fā)生一些不希望發(fā)生的反應，如氫氰酸的聚合、丙烯醛的聚合、氫氰酸與丙烯醛加成為氰醇、氫氰酸與丙烯腈加成為丁二腈，以及氨與丙烯腈反應生成氨基丙腈等。生成的聚合物會堵塞管道，而各種加成反應會導致產物丙烯腈和副產物氫氰酸的損失。因此，冷卻的同時需向塔中加入硫酸以中和未反應的氨。工業(yè)上采用硫酸濃度為1.5(w)左右，中和過程也是反應物料的冷卻過程，故急冷塔也叫氨中和塔。反應物料經急冷塔除去未反應的氨并冷至40左右后，進入水吸收塔（5），利用合成氣體中的丙烯腈、氫氰酸和乙腈等產物，與其它氣體在水中溶解度相差很大的原理，用水作吸收劑回收合成產物。通常合成氣體由塔釜進入，水由塔頂加入，使

27、它們進行逆流接觸，以提高吸收效率。吸收產物后的吸收液應不呈堿性，含有氰化物和其它有機物的吸收液由吸收塔釜泵送至回收塔（8）。其它氣體自塔頂排出，所排出的氣體中要求丙烯腈和氫氰酸含量均小于2l0-5。 丙烯腈的水溶液含有多種副產物，其中包括少量的乙腈、氫氰酸和微量丙烯醛、丙腈等。在眾多雜質中，乙腈和丙烯腈的分離最困難。因為乙腈和丙烯腈沸點僅相差4，若采用一般的精餾法，據估算精餾塔要有150塊以上的塔板，這樣高的塔設備不宜用于工業(yè)生產中。目前在工業(yè)生產中，一般采用共沸精餾。在塔頂得丙烯腈與水的共沸物，塔底則為乙腈和大量的水。利用回收塔（8）對吸收液中的丙烯腈和乙腈進行分離，由回收塔側線氣相抽出的含

28、乙腈和水蒸氣的混合物送至乙腈塔（14）釜，以回收副產品乙腈；乙腈塔頂蒸出的乙腈水混合蒸汽經冷凝、冷卻后送至乙腈回收系統(tǒng)回收或者燒掉。乙腈塔釜液經提純可得含少量有機物的水，這部分水再返回到回收塔（8）中作補充水用。從回收塔頂蒸出的丙烯腈、氫氰酸、水等混合物經冷凝、冷卻進入分層器（12）中。依靠密度差將上述混合物分為油相和水相，水相中含有一部分丙烯腈、氫氰酸等物質，由泵送至脫氰塔（14）以脫除氫氰酸?；厥账猩倭恐亟M分的水送至廢水處理系統(tǒng)。含有丙烯腈、氫氰酸、水等物質的物料進入脫氰塔（15）中，通過再沸器加熱，使輕組分氫氰酸從塔頂蒸出，經冷凝、冷卻后送去再加工。由脫氰塔側線抽出的丙烯腈、水和少

29、量氫氰酸混合物料在分層器（17）中分層，富水相送往急冷塔或回收塔回收氰化物，富丙烯腈相再由泵送回本塔進一步脫水，塔釜純度較高的丙烯腈料液由泵送到成品塔（21）。由成品塔頂蒸出的蒸汽經冷凝后進入塔頂作回流，由成品塔釜抽出的含有重組分的丙烯腈料液送入急冷塔中回收丙烯腈，由成品塔側線液相抽出成品丙烯腈經冷卻后送往成品中間罐。1.2.6 典型設備流化床反應器丙烯氨氧化的反應裝置多采用流化床反應器，其結構如圖12所示。流化床反應器按其外形和作用分為三個部分，即床底段、反應段和擴大段。床底段為反應器的下部，許多流化床的底部呈錐形，故又稱錐形體，此部分有氣體進料管、防爆孔、催化劑放出管和氣體分布板等部件。床

30、底段主要起原料氣預分配的作用，氣體分布板除使氣體均勻分布外，還承載催化劑的堆積。反應段是反應器中間的圓筒部分，其作用是為化學反應提供足夠的反應空間，使化學反應進行完全。催化劑受氣體的吹動而呈流化狀，主要集中在這一部分，催化劑粒子的聚集密度最大，故又稱濃相段。為排出反應放出的熱量，在濃相段設置一定數量的垂直U形管，管中通入高壓軟水，利用水的汽化帶出反應熱，產生的蒸汽可作能源。 擴大段是指反應器上部比反應段直徑稍大的部分，其中安裝了串聯(lián)成二級或三級的旋風分離器，它的主要作用是回收氣體離開反應段時帶出的一部分催化劑。在擴大段中催化劑的聚集密度較小，故也稱為稀相段。圖12丙烯氨氧化流化床反應器結構圖1

31、第一級旋風分離器；2第二級旋風分離器；3第三級旋風分離器；4三級料腿；5二級料腿；6一級料腿；7氣體分布板；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 年產60000噸丙烯腈。（4）原料組成 液態(tài)丙烯原料含丙烯85%（mol）,丙烷15%（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1.8%(wt)。 2.2 流程確定液態(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過熱到需要的溫度后進入混合器：經過壓縮后的空氣先通過空氣

32、飽和塔增濕，經過空氣加熱器預熱到一定的溫度再進入混合器?；旌蠚獬隹诘母邷貧怏w經過廢熱鍋爐回收熱量，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過循法冷卻器除去吸熱再返回塔頂循環(huán)使用,同時補充部分新鮮的酸液，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510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。物料流程圖如下： 圖2.1 物料流程圖3 工藝設計計算3.1 物料衡算與熱量衡算按年工作日300天，丙烯腈損失

33、率3.1%，設計裕量6%計算，丙烯腈小時產量為：6000010001.061.031/(30024)= 9107.17kg/h。3.1.1 反應器的物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據a.丙烯腈產量 9107kg/h，即171.8kmol/hb.原料組成（摩爾分數） 含 C3H685%，C3H815%c.進反應器的原料配比（摩爾比）為C3H6 ：NH3 ：O2 ：H2O 1 ：1.05 ：2.3：3d.反應后各產物的單程收率如表3-1所示表3-1 反應后各產物的單程收率物質丙烯腈（AN）氰化氫（HCN）乙腈（ACN）丙烯醛（ACL）CO2摩爾收率0.60.0650.070.0070.12e.操作

34、壓力 進口0.203MPa，出口0.162MPaf.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C3H6171.8/0.6=286.3kmol/h=12026.1kg/hC3H8286.3/0.850.15=5.05kmol/h=2223kg/hNH3286.31.05 =300.6kmol/h=5110kg/hO2286.32.3=658.5kmol/h=21072kg/hH2O 286.33=858.9kmol/h=15460.2kg/hN2658.5/0.210.79=2477.2kmol/h=69392kg/hb.反應器出

35、口混合氣中各組分的流量丙烯腈 171.8kmol/h=9105.4kg/h乙腈 3/2286.30.07 =30.06kmol/h=1233kg/h丙烯醛 286.30.007=2kmol/h=112.2kg/hCO2 3286.30.12=10.31kmol/h=453kg/hHCN 3286.30.065=55.83kmol/h=1507kg/hC3H850.5kmol/h=2223kg/hN22477.2kmol/h=69362kg/hO2658.5-3/2171.8-55.83 -2 -30.06 -9/(32) 103.07=158.3kmol/h=5066kg/hC3H6286.3

36、-1/355.83-2 -2/330.06-171.8-1/3103.7 =39.49kmol/h=1659kg/hNH3300.6-171.8-30.06-55,83 =42.91kmol/h=729.5kg/hH2O 858.9+3171.8+230.06+255.83+103.07+2=1651kmol/h=29720kg/hc.反應器物料平衡表如表3-2表3-2 反應器物料平衡表組分流量和組成反應器進口反應器出口Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)Kmol/hKg/h%(mol)%(wt)C3H6286.3120266.1809.6039.3916590.8261.325C3H8

37、50.522231.0901.77550.522231.061.774NH3300.651106.4904.0742.91729.30.8990.582O2658.52107214.2216.82158.350663.3144.048H2O858.915460.218.5412.3416512972034.5223.72N22477.26936254.3855.392477.26936251.8055.38AN0000171.89105.43.5917.271ACN000030.0612330.62890.9843HCN000055.8315071.1681.231ACL00002112.20

38、.0420.0896CO20000103.745302.1553.621合計154404175001001004782125240100100（3） 熱量衡算 各物質0t的平均定壓比熱容如表3-3所示表3-3 各物質0t的平均定壓比熱容CP/kJ/(kgk)物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANCNACNCLCO2CP01101.8412.052.3010.9411.0461.88303602.6783.0132.6361.0041.0882.0081.8741.3401.9331.9661.13004702.9293.3472.9391.0461.1092.2092.0291.7242

39、.102.1721.213a.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：470C，濃相段出口混合氣110C，反應器入口混合氣HH3H125C，濃相段出口混合氣25C，反應器入口混合氣H2各物質25t的平均比熱容用0t的平均比熱容代替，誤差不大，因此，H1=(120261.841+22232.05+51102.301+210720.941+693621.046+1546021.883)(25-110)=-1.36107kJ/hH2=-(17.18103512.5+3.006103362.3+5.583103315.1+2103353.1+10.327103641)= -

40、1.786108kJ/hH3=(165.92.929+22233.347+729.52.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(470-25)=8.38107kJ/hH=H1+H2+H3 = -1.36107-1.768108+8.38107= -1.066108kJ/h若熱損失取H的5%，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=(1-0.05)1.066108= 1.013108kJ/h濃相段換熱裝置產生0.405MPa的飽和蒸汽（飽和

41、溫度143），143飽和蒸汽焓 i=2736kJ/kg143飽和水焓 iH2O=601.2kJ/kg 產生的蒸汽量=1.013108/(2736-601.2)=47450 kg/hb.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Q1=(16592.929+22233.347+72952.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(470-0)=8.846107kJ/h離開稀相段的氣體帶出熱為Q2=(16592.92

42、9+22233.347+72952.939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(360-0)=6.50107kJ/h熱損失取4%，則稀相段換熱裝置的熱負荷為Q3=(1-0.04) (Q1-Q2)=( 1-0.04)(8.846107-6.50107)=2.252107kJ/h稀相段換熱裝置產生0.405MPa的飽和蒸汽量為G=2.252107/(2736-601.2)=10550kg/h3.1.2 廢熱鍋爐的物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據 a.入口氣和出口氣

43、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0.152 MPad.鍋爐水側產生0.405 MPa的飽和蒸汽(2) 熱衡算以0氣體為衡算基準，各物質的平均比熱容為表3-4所示。表3-4 各物質0180的平均比熱容物質C3H6C3H8NH3O2N2H2OANHCNACNACLCO2CP2.0712.3432.4060.9621.0541.9251.5521.4851.6071.5861.004a.入口氣體帶入熱（等于反應器稀相段的氣體帶出熱）Q1=6.5107kJ/hb.出口氣體帶出熱Q2=(16592.929+22233.347+72952.

44、939+50661.046+693621.109+297202.092+9105.42.209+12332.10+15071.724+112.22.172+45301.213)(180-0)=3.04107kJ/hc.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(6.50107-3.04107)=3.114107kJ/hd.產生蒸汽量產生0.405 MPa的飽和蒸汽量為G=3.114107/(2736-601.2)=14590kg/h3.1.3 空氣飽和塔物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據a.入塔空氣壓力0.263MPa，出塔空氣壓力0.243MP

45、a。b.空壓機入口空氣溫度30，相對濕度80%，空壓機出口氣體溫度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，組成如表3-5所示：表3-5 塔頂噴淋液各組成組分ANACN氰醇ACLH2O合計%(wt)0.0050.0080.00050.000299.986100e.塔頂出口濕空氣的成分和量按反應器入口氣體的要求為O2658.5kmol/h 即 21072kg/hH2O 2477.2kmol/h 即 69362 kg/hN2858.9kmol/h 即15460.2 kg/h(2) 物料衡算 a.進塔空氣量進塔干空氣量=(658.5

46、+2477.2)=3135.7kmol/h=90420kg/h查得30，相對濕度80%時空氣濕含量為0.022kg水氣/kg干空氣，因此，進塔空氣帶入的水蒸汽量為0.02290420=1990kg/hb.進塔熱水量氣液比為151.2，故進塔噴淋液量為 (658.5+2477.2)22.4(273+170)/2730.1013/0.2631/152.4=297.5m3/h塔頂噴淋液（105）的密度為958kg/m3,因此進塔水的質量流量為297.5958=285000 kg/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O2658.5kmol/h 即 21072k

47、g/hH2O 2477.2kmol/h 即 69362kg/hN2858.9kmol/h 即 15460,2kg/hd.出塔液量塔內水蒸發(fā)量=15460.2-1990=13470.2kg/h 出塔液流量=285000-13470.2=271530kg/he.飽和塔物料如下表3-6表3-6 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)658.52107220.422.88658.52107216.4819.9000002477.26936276.7575.322477.

48、26936262.0165.500000921.1165808.851.8858.915460.221.5114.6028596099.98627148999.985AN000000001.4250.0051.4250.00525ACN000000002.280.0082.280.0084氰醇000000000.1430.00050.1430.00053ACL000000000.0570.00020.0570.00021合計100100100100285000100271530100(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，蒸汽的摩爾分數為0.215，根

49、據分壓定律，蒸汽的實際分壓為PH2O=yH2OP=0.2150.243=0.05655MPa因飽和度為0.81，所以飽和蒸汽分壓應為0.05655/0.81=0.0698MPa=69800Pa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 入塔水來自精制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：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的平均比熱容為1.004kJ/(kgK)。Q1=(21072+69362 )1.004(170-0)+165

50、82773.3=2.0107kJ/h(b)出塔濕空氣帶出熱量Q290蒸汽焓2660kJ/kg，空氣比熱容取1.004kJ/(kgK)。Q2=(21072+69362)1.004(90-0)+154602660=4.93107kJ/h(c)105入塔噴淋液帶入熱量Q3Q3=2850004.184(105-0) =1.252108kJ/h(d)求出塔熱水溫度t出塔熱水帶出熱量Q4=273504.184t=1136080t熱損失按5%計，則Q5=0.05(2.0107+9.937107)=5.969106kJ/h熱平衡方程 Q 1+ Q 3= Q 2+ Q4+Q5代入數據：+=+5.969106解得

51、t=79因此，出塔熱水溫度為79。3.1.4 氨中和塔物料衡算和熱量衡算(1) 計算依據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3-7：表3-7 塔底出口液體的組成組分H2OANACNHCNH2SO4(NH4)SO4合計%(wt)68.530.030.020.0160.530.90100e. 進塔氣溫度180，出塔氣溫度76，新鮮硫酸吸收劑溫度30。f. 塔頂壓力0.122 MPa，塔頂壓力0.142 MPa。(2) 物料衡算排除的廢液量及其組成進塔氣中含有72.95kg/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：2NH3 + H2SO4(NH4)SO4(NH4)SO4的生成量，即需要連續(xù)排出的(NH4)SO4流量為： 729.5 132/(217)=2836kg/h塔底排出液中，(NH4)SO4的含量為30.9%（wt），因此，排放的廢液量為： 2836/0.309=9178kg/h排放的廢液中，各組分的量：H2O 91780.6853=6290kg/h AN 91780.0003=2.753kg/h ACN 91780.0002=1.836kg/h HCN 91780.00016