1、年产一万吨丙烯腈合成工段工艺设计陕西理工学院课程设计第 1 页 共 47 页 目 录一、概论及设计任务 2二、生产方案 22.1 工艺技术方案及原理 2 2.2 设备方案32.3 工程方案3 三、物料衡算和热量衡算 33.1 生产工艺及物料流程33.2 小时生产能力53.3 物料衡算和热量衡算53.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算53.3.2 废热锅炉的热量衡算73.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算83.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 103.3.5 换热器物料衡算和热量衡算 133.3.6 水吸收塔物料衡算和热量衡算 153.3.7 空气水饱和塔釜液槽 183.3.8 丙烯蒸发器热
2、量衡算 193.3.9 丙烯过热器热量衡算 193.3.10 氨蒸发器热量衡算 203.3.11 气氨过热器 203.3.12 混合器 203.3.13 空气加热器的热量衡算 213.3.14 吸收水第一冷却器 213.3.15 吸收水第二冷却器 223.3.16 吸收水第三冷却器 22四、主要设备的工艺计算224.1 空气饱和塔 224.2 水吸收塔 244.3 合成反应器 264.4 废热锅炉 274.5 丙烯蒸发器 294.6 循环冷却器 304.7 吸收水第一冷却器 314.8 吸收水第二冷却器 324.9 吸收水第三冷却器 334.10 氨蒸发器 344.11 气氨过热器 354.1
3、2 丙烯过热器 354.13 空气加热器 354.14 循环液泵 364.15 空气压缩机 364.16 中和液贮槽 37五、工艺设备一览表 37六、原料消耗综合表 39七、能量消耗综合表 40八、排出物综合表 41九、主要管道流速表 41十、环境保护和安全措施 4410.1 丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理 4410.2 生产安全及防护措施 45陕西理工学院课程设计第 2 页 共 47 页 1、概论及设计任务概论丙烯腈是重要的有机化工产品，在丙烯系列产品中居第二位，仅次于聚丙烯。在常温常压下丙烯腈是无色液体，味甜，微臭，沸点 77.3。丙烯腈有毒，室内允许浓度为 0.002mgL，在空气
4、中爆炸极限(体积分数)为 3.0517.5，与水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等可形成二元共沸物。丙烯腈分子中含有 CC 双键和氰基，化学性质活泼，能发生聚合、加成、氰基和氰乙基等反应，制备出各种合成纤维、合成橡胶、塑料、涂料等。近年来，丙烷氨氧化生产丙烯腈的研究也取得长足进展，现已处于中试阶段。这一方面是由于价格的因素，丙烷的价格比丙烯低得多，另一方面也为惰性的丙烷开拓了新的应用领域。但就目前的技术水平来看，固定资产投资大，转化率低，选择性不高，目前报道的丙烷的转化率 67，选择性 60，还难以和丙烯氨氧化法相竞争，但其前景看好，根据美国斯坦福研究所 18 万 ta 丙烯腈概念设计，丙烷为原料
5、生产丙烯腈的成本只是丙烯的 64。研究开发的催化剂主要有 V-Sb-Al-O、V-Sb-W-Al-O、Ga-Sb-A1-O、V-Bi-Mo-O 等。丙烯腈是重要的有机原料，主要用于橡胶合成（如丁腈橡胶） 、塑料合成（如 ABS，AS 树脂、聚丙烯酰胺等） 、有机合成、制造腈纶、尼龙 66 等膈成纤维、杀虫剂、抗水剂、粘合剂等。设计任务1 设计项目名称 丙烯腈合成工段2 生产方法 以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。3 生产能力 年生产天数 300 天，产量 10000t/a 丙烯腈。4 原料组成 液态丙烯原料含丙烯 85%（mol） ；液态氨原料含氨 100%。5 工段产品为丙烯
6、腈水溶液，含丙烯腈约1.8%（wt）。2、生产方案2.1 工艺技术方案及原理20 世纪 60 年代以前，丙烯腈的生产采用环氧乙烷、乙醛、乙炔等为原料和 HCN 反应制得，但 HCN 有剧毒，生产成本高。1960 年美国 Standard 石油公司(Sohio)(现 BP 公司)开发成功丙烯氨氧化一步合成丙烯腈新工艺，又称 Sohio 法。由于丙烯价廉易得，又不需剧毒的 HCN，从此丙烯腈的生产发生了根本的变化。迄今为止，丙烯腈的工业生产都以此方法进行。丙烯氨氧化制丙烯腈主要有五种工艺路线，即 Sohio 法、Snam 法、Distiners-Ugine 法、Montedison UOP 和 O
7、.S.W 法，上述五种工艺路线的化学反应完全相同，丙烯、氨和空气通过催化剂生成丙烯腈，其中 Sohio 法和 Montedison-UOP 法采用流化床反应器，其他方法采用固定床反应器。相比较而言，Sohio 法有一定的先进性，Snam 法和 Distillers-Ugine 法丙烯的消耗定额比较高，而固定床反应器的单台生产能力远小于流化床反应器，不利于扩大生产能力，而且固定床反应温度难以实现最优化操作，因此，目前 Sohio 法应用比较普遍，约占全球总生产能力的 90。中国引进的也是 Sohio 技术。本工程采用丙烯氨氧化的原理，丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN ）生产过程的主反应为C3H6+NH
8、3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O该反应的反应热为 （-H r） 298=586.5kJ/mol AN主要的副反应和相应的反应热数据如下：(1)生成氢化氰（HCN）C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20（-H r） 298=315.1kJ/mol HCN陕西理工学院课程设计第 3 页 共 47 页 (2)生成丙烯醛（ACL）C3H6 + O2 CH2=CH-CHO + H2O（-H r） 298=353.1kJ/mol ACN(3)生成乙腈（ACN）C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O（-H r） 298=362.3kJ/mol
9、ACN(4)生成 CO2和 H2OC3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O（-H r） 298=641kJ/mol CO22.2 主要设备方案 2.2.1 催化设备 众所周知，在丙烯腈生产中，催化剂起着十分重要的作用。催化剂正在不断地更新换代，实践证明，居世界领先水平的催化剂有美国 BP 的 C-49MC、日本化学公司的 NS-733D 以及我国的 MB-93、MB-96 等。这些催化剂的应用都可为丙烯腈的生产带来显著的经济效益。从催化剂的国产化方面考虑，结合扩能改造，应逐步采用效能更为优异的 MB-93 和 MB-96 催化剂。其余的车间工段装置，在相应的车间工段设立控制室，进行监视
10、控制操作。 锅炉房电站生产装置的运行控制方式，采用炉机集中控制。 （包括炉、机、除氧给水系统） 。将炉机控制室设在装置建筑物内，以利于对机组进行监视控制。 2.2.2 控制系统全厂选用一套中心 DCS 系统，分别对仪表进行控制。对连锁较多的装置还采用 PLC 系统。DCS 及 PLC 系统考虑进口。 在线自动分析仪表，基本上采用国内引进技术生产的红外线自动分析器和紫外线自动分析器，在线质谱仪考虑进口，在线色谱仪选用国内引进技术生产的或者进口。 本系统也考虑了能联结全厂生产调度，操作管理站即生产总调度站，以及电气控制站及其马达控制中心和马达的驱动装置，从而实现生产过程综合自动化。 合成丙烯腈生产
11、过程中，为了达到最佳的合成效果，H 2/N2必须进行严格控制，由于工艺过程对 H2/N2 配比干扰因素较多，应迅速检测出氢氮比，为此选用采集周期短的质谱仪测出氢氮比，从而能实现多变量预估控制，并使合成塔入口的氢氮比，波动最小，得到最佳氢氮比，产生最好的经济效益。 2.3 程方案 土建工程方案选择及原则确定 1) 建筑结构设计符合技术先进、经济合理、安全适用2) 在满足工艺生产的前提下，厂房布置尽量一体化，设备尽可能露天设置或采用敞开 式，半敞开式。3) 尽量采用普及或放式通难度不大的建筑物配件。 4) 充分利用地方建材3、物料衡算和热量衡算3.1、生产工艺及物料流程生产工艺流程示意图如下：陕西
12、理工学院课程设计第 4 页 共 47 页 流程简介如下：液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。混合气出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到 230左右进入氨中和塔，在 7080下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用，同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用 510的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯
13、腈约 1.8%的丙烯腈水溶液，经换热器与氨中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段。物料流程图示意如下：陕西理工学院课程设计第 5 页 共 47 页 3.2、小时生产能力按年工作日 300 天，丙烯腈损失率 3.1%、设计裕量 6%计算，丙烯腈小时产量为hkg/86.15724303.613.3 物料衡算和热量衡算3.3.1 反应器的物料衡算和热量衡算(1)计算依据a. 丙烯腈产量 1517.86kg/h,即 28.63kmol/hb.原料组成（摩尔分数） 含 C3H6 85%,C3H8 15%c.进反应器的原料配比（摩尔分数）为C3H6 : NH3 : O2 : H2O1:1.05:23:3
14、d.反应后各产物的单程收率如表物质 丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈（ACN） 丙烯醛（ACL） 2CO摩尔收率 0.6 0.065 0.07 0.007 0.12e. 操作压力 进口 0.203MPa, 出口 0.162MPaf.反应器进口气体温度 110，反应温度 470，出口气体温度 360g.化学参数如表主要物质 C3H6 C3H8 NH3 丙烯腈 乙腈 丙烯醛摩尔质量kg/kmol42 44 17 53 41 56（2）物料衡算a. 反应器进口原料气中各组分的流量C3H6 28.63/0.6=47.72 kmol/h=2004.2 kg/hC3H8 (47.72/0.85)0.15
15、= 8.42 kmol/h =370.5 kg/hNH3 47.721.05=50.11 kmol/h = 851.87 kg/hO2 47.722.3=109.76 kmol/h=3512.32 kg/hH2O 47.723=143.16 kmol/h=2576.88 kg/hN2 （109.76/0.21）0.79=412.9 kmol/h=11561.4 kg/h b. 反应器出口混合气中各组分的流量丙烯腈(AN) 28.63 kmol/h=1517.86 kg/h乙腈(ACN) 3/2 47.720.07=5.01 kmol/h=205.4 kg/h丙烯醛(ACL) 47.720.00
16、7=0.33 kmol/h=18.48 kg/h CO2 347.720.12=17.18 kmol/h=755.9 kg/hHCN 347.720.065=9.31 kmol/h=251.2 kg/hC3H8 8.42 kmol/h =370.5 kg/h N2 412.9 kmol/h=11561.4 kg/h O2 109.76-（3/2）28.63-9.31-0.33-5.01-9/（32）17.18 =26.40kmol/h=844.8 kg/hC3H6 47.72-（1/3）9.31-0.33-（2/3）5.01-28.63- （1/3）17.18=6.59 kmol/h 陕西理工
17、学院课程设计第 6 页 共 47 页 =276.7kg/hNH3 50.11-28.63-5.01-9.31=7.16 kmol/h=121.7 kg/hH2O 143.16+328.63+25.01+29.31+17.18+0.33 =275.2 kmol/h=4953.6 kg/hc.反应器物料平衡表流量和组成反应器进口 反应器出口组分kmol/h kg/h %(mol) %(wt) kmol/h kg/h %(mol) %(wt)C3H6 47.72 2004.2 6.181 9.6 6.59 276.7 0.827 1.325C3H8 8.42 370.5 1.091 1.775 8.
18、42 370.5 1.06 1.775NH3 50.11 851.87 6.49 4.08 7.16 121.7 0.898 0.583O2 109.76 3512.32 14.22 16.82 26.40 844.8 3.312 4.046N2 412.9 11561.4 54.38 55.38 412.9 11561.4 57.82 55.4H2O 143.16 2576.88 18.54 12.34 275.2 4953.6 34.49 23.71AN 0 0 0 0 28.63 1517.86 3.594 7.271ACN 0 0 0 0 5.01 205.4 0.6289 0.984
19、3HCN 0 0 0 0 9.31 251.2 1.168 1.231ACL 0 0 0 0 0.33 18.48 0.042 0.0896CO2 0 0 0 0 17.18 755.9 2.516 3.622合计 772.07 20917 100 100 797.13 20877 100 100（3）热量衡算各物质 0t的平均定压比热容如下浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量假设如下热力学途径：.。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 各物质 25t平均比热容用 0t的平均比热容代替，误差不大，因此， hkJH /102
20、6.)125)(83.257604.156 941.357.( 物质 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO20110 1.841 2.05 2.301 0.941 1.0461.8830360 2.678 3.013 2.636 1.004 1.0882.0081.8741.6401.9331.9661.130)/(KkgJcp0470 2.929 3.347 2.939 1.046 1.1092.0922.0291.724 2.102.1721.213110C，反应器入口混合气 470C，浓相段出口混合气25C，反应器入口混合气 25C，浓相段出
21、口混合气HH 2H 1 H3陕西理工学院课程设计第 7 页 共 47 页 hkJH/105.3)641 18.735.013.962.28(7 hkJ/10396. )25470)(13.952.482. 0.9869 46773 hkJH/186.10. 77632 若热损失取 H 的 5%，则需由浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：Q=(1-0.05)1.886107=1.792107kJ/h浓相段换热装置产生 0.405Mpa 的饱和蒸汽（饱和温度 143） ，143饱和蒸汽焓 isteam=2736kJ/kg143饱和水焓 iH2O=601.2kJ/kg 产生的蒸汽量=
22、hkg/83942.6017.b.稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量以 0气体为衡算基准进入稀相段的气体带入热为 hkJQ /1034.)047)(213.97512.48. 724.5256056 689( 71 离开稀相段的气体带出的热为 hkJ/1083. )036(.956.86.657 8.2951(2 若热损失为 4%，则稀相段换热装置的热负荷为67724.2)1083)()Q稀相段换热装置产生 0.405Mpa 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为hkgG/9.2.0173.3.3.2 废热锅炉的热量衡算 （1）计算依据a.入口气体和出口气体的组成与反应器出口气体相同b.入口
23、气体温度 360，压力 0.162Mpac.出口气体温度 180，压力 0.152MPad.锅炉水侧产生 0.405Mpa 的饱和蒸汽（2）热衡算以 0气体为衡算基准陕西理工学院课程设计第 8 页 共 47 页 各物质在 0180的平均比热容为a. 入口气体带入热（等于反应器稀相段气体带出热b. hkJQ/183.71c. 出口气体带出热 hkJ/10269.5 )018)(4.97586.148. 67.1425629 9.3.0.(2 d. 热衡算求需要取出的热量 Q按热损失 10%计，需取出的热量为 hkJQ/105.)269.51083.()(. 6721 e. 产生蒸汽量产生 0.4
24、05Mpa 饱和蒸汽的量为 hkJG/42.601735.3.3.3 空气饱和塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据a.入塔空气压力 0.263Mpa,出塔空气压力 0.243 Mpab.空压机入口空气温度 30，相对湿度 80%，空压机出口气体温度 170c.饱和塔气、液比为 152.4（体积比） ，饱和度 0.81d.塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度 105，组成如下：物质 AN ACN 氰醇 ACL H2O 合计%（wt） 0.005 0.008 0.0005 0.0002 99.986 100e.塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为O2 109.76kmol/h 即 3512.
25、32kg/hN2 412.9kmol/h 即 11561.4kg/hH2O 143.16kmol/h 即 2576.88kg/h(2)物料衡算a.进塔空气量进塔干空气量等于（109.76+412.9）=522.65kmol/h=15073kg/h查得 30，相对湿度 80%时空气湿含量为 0.022 水气/kg 干空气，因此，进塔空气带入的水蒸气量为 0.02215073=331.6kg/hb.进塔热水量液比为 152.4，故进塔喷淋液量为物质 C3H6 C3H8 NH3 O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2)/(KkgJcp2.0712.3432.4060.9621.05
26、41.9251.5521.4851.6071.5861.004陕西理工学院课程设计第 9 页 共 47 页 hm/59.4.1263.027134.)9.1276.0( 3塔顶喷淋液（105）的密度为 958kg/m3,因此进塔水的质量流量为49.59958=47507kg/hC.出塔湿空气量出塔气体中的 O2 、N 2、H 2O 的量与反应器入口气体相同，因此O2 109.76kmol/h 即 3512.32kg/hN2 412.9kmol/h 即 11561.4kg/hH2O 143.16kmol/h 即 2576.88kg/hd.出塔液量塔内水蒸发量=2576.88331.6=2245.
27、28kg/h 塔液流量=475072245.28=45261.7kg/he. 饱和塔物料衡算表(3)热衡算a.空气饱和塔出口气体温度 从物料平衡表得知，空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为0.215，根据分压定律，蒸汽的实际分压为 MPaPyOHo 056.243.15.022 因饱和度为 0.81，所以饱和蒸汽分压应为：0.05655/0.81=0.0698Mpa=69800Pa查饱和蒸汽表，得到对应的饱和温度为 90，因此，必须控制出塔气体温度在 90，才能保证工艺要求的蒸汽量b入塔热水温度 入塔水来自精制段乙腈解吸塔塔釜，105c.由热衡算求出热水温度 t 热衡算基准：0气态空气，0液
28、态水（a）170进塔空气带入热量 Q1170蒸汽焓值为 2773.3kJ/kg,干空气在 0170的平均比热容 ）KkgJcp/(04.1hQ 92.376.31074.15632. 61 ）（）（b）出塔湿空气量带出热量 Q290蒸汽焓 2660kJ/kg,空气比热容取 1.044kJ/(kgK) kJ/107.8.259 62 ）（）（入塔气 出塔气 入塔喷淋液 塔釜排出液成分kmol/h kg/h %(mol) %(wt) kmol/h kg/h %(mol) %(wt) kg/h %(wt) kg/h %(wt)O2 109.76 3512.32 20.4 22.88 109.76 3
29、512.32 16.48 19.90 0 0 0 0N2 412.9 11561.4 76.75 75.32 412.9 11561.4 62.01 65.50 0 0 0 0H2O 18.42 331.6 8.85 1.8 143.16 2576.88 21.51 14.60 47500 99.986 45254 99.985AN 0 0 0 0 0 0 0 0 2.375 0.005 2.375 0.00525ACN 0 0 0 0 0 0 0 0 3.800 0.008 3.800 0.0084氰醇 0 0 0 0 0 0 0 0 0.238 0.0005 0.238 0.00053AC
30、L 0 0 0 0 0 0 0 0 0.095 0.0002 0.095 0.00021合计 541.08 15405.32 100 100 665.82 17650.48 100 100 47507 100 45261 100陕西理工学院课程设计第 10 页 共 47 页 （c）105入塔喷淋液带入热量 Q3hkJQ/1087.2)105(84.753 (d)求出塔热水温度 t 出塔热水带出的热量用 Q4表示，则t93.264按热损失 5%计，则 hkJ/107.)108.42.(0566热平衡方程 Q 1+Q3=Q2+Q4+Q代入数据：6676 .935.18.9. t解得t=793.3.
31、4 氨中和塔物料衡算和热量衡算（1）计算依据a. 入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同b.在中和塔内全部氨硫酸吸收，生成硫酸铵c.新鲜硫酸吸收剂的含量为 93%（wt）d.塔底出口液体的组成如下：组分 H2O AN ACN HCN H2SO4 (NH4)2SO4 合计%（wt） 68.53 0.03 0.02 0.016 0.5 30.90 100进塔温度 180，出塔温度 76，新鲜硫酸吸收剂温度 30塔顶压力 0.122，塔底压力 0.142（）物料衡算a.排出的废液量及其组成 进塔其中含有 72.95kg/h 的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵，氨和硫酸反应的方程式如下： 2NH3+H2
32、SO4 (NH4)2SO4硫酸铵的生成量，即需要连续排出的 的流量为42)hkg/5.712.塔底排出液中， 的含量为 30.9%（wt） ，因此，42)(SN排放的废液量为472.5/0.309=1529.1kg/h 排放的废液中，各组分的量：H2O 1529.10.6853=1047.9kg/hAN 1529.10.0003=0.459kg/hACN 1529.10.0002=0.3058kg/hHCN 1529.10.00016=0.2447kg/hH2SO4 1529.10.005=7.647kg/h陕西理工学院课程设计第 11 页 共 47 页 (NH4)2SO4 1529.10.3
33、09=472.7kg/ha. 需补充的新鲜吸收剂（93%硫酸）的量为： hkg/5.389.0/217.0.519）（c.出塔气体中各组分的量C3H6 276.7kg/hC3H8 370.5kg/hO2 844.8kg/hN2 11561.4kg/hAN 1517.86-0.459=1517.401kg/hACN 205.4-0.3058=205.09kg/hACL 18.48kg/hHCN 251.2-0.2447=250.96kg/hCO2 755.9kg/hH2O 出塔气中的水=入塔气中带入的水+新鲜吸收剂带入水-废液排出的水=4953.6+385.50.07-1047.9=3932.6
34、85kg/ha. 氨中和塔循环系统物料平衡表(3) 热衡算a. 出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为pH2O=yH2Op=0.29800.122=0.0363MPa设饱和度为 0.98，则与塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：P H2O=0.03636/0.98=0.0371MPa入塔喷淋液的硫酸铵含量为 10030.9/68.53=45g(NH4)2SO4/100g H2O，已知硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压如表 10.1 所示。根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和 p H2O 的值，内插得到出塔气的温度为 76。b.入塔喷淋液的温度入 塔 气 新鲜吸收液 排放废液 出 塔 气流量和组成组分 Kmol/h
35、 Kg/h %(mol) %(wt) Kg/h %(wt) Kg/h %(wt) Kmol/h Kg/h %(mol) %(wt)C3H6 6.59 276.7 0.826 1.325 0 0 0 0 6.59 276.7 0.898 1.402C3H8 8.42 370.5 1.06 1.774 0 0 0 0 8.42 370.5 1.148 1.877NH3 7.16 121.7 0.899 0.582 0 0 0 0 0 0 0 0O2 26.40 844.8 3.314 4.048 0 0 0 0 26.40 844.8 3.60 4.282N2 412.9 11561.4 51.8
36、 55.38 0 0 0 0 412.9 11561.4 56.31 58.58H2O 275.2 4953.6 34.52 23.72 26.985 7 1047.9 68.53 218.5 3932.685 29.80 19.93AN 28.63 1517.86 3.591 7.271 0 0 0.459 0.03 28.63 1517.86 3.904 7.692ACN 5.01 205.4 0.6284 0.9840 0 0 0.3058 0.02 5.00 205.09 0.68 1.04HCN 9.31 251.2 1.167 1.203 0 0 0.2447 0.016 9.29
37、 250.96 1.269 1.273ACL 0.33 18.48 0.042 0.0894 0 0 0 0 0.33 18.48 0.045 0.0946CO2 17.18 755.9 2.155 3.621 0 0 0 0 17.18 755.9 2.342 3.83H2SO4 0 0 0 0 358.515 93 7.647 0.5 0 0 0 0(NH4)SO4 0 0 0 0 0 0 472.7 30.9 0 0 0 0合计 797.1 20877 100 100 385.5 100 1529.1 100 733.18 19733 100 100陕西理工学院课程设计第 12 页 共
38、47 页 入塔喷淋液温度比气体出口温度低 6,故为 70。C.塔釜排出液温度表 10.1 硫酸铵溶液上方的饱和蒸汽压/MPa(NH4)2SO4含量/lg(NH4)2SO4/gH2O温度/40 45 5070 0.02796 0.02756 0.0271680 0.04252 0.0419 0.0412990 0.0629 0.06199 0.06109入塔气蒸气分压PH2O=yH2Op=0.34520.142=0.049MPa,在釜液(NH 4)2SO4含量45g(NH 4)2SO4/100gH2O下溶液上方的饱和蒸汽分压等于 0.049MPa 时的釜液温度即为釜液的饱和温度，内插法从表 10
39、.1 中得到，饱和温度为83.5，设塔釜液温度比饱和温度低 2.5,即 81。又，查硫酸铵的溶解度数据得知，80时，每100g 水能溶解 95.3g 硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为 45g(NH4)2SO4/100gH2O,所以釜液温度控制 81。不会有 硫酸铵结晶析出。d. 热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量Q1 +Q3+ Q4+ Q5+ Q6+ Q8=Q7+Q2+Q9(a)入塔气体带出热 Q1 入塔气体带入热量与废热锅炉出口气体带出热量相同。Q1=5.269106kJ/h(b)出塔气体带出热 Q2各组分在 076的平均比热容的值如下：hkJ/10892.)76(921.07534.18
40、46.53348692.( 6(c)蒸汽在塔内冷凝放热 Q3蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽=4953.6-3932.685=1020.9kg/h蒸汽的冷凝热为 2246.6 kJ/ kgQ3=1020.92246.6=2.294106kJ/h(d)有机物冷凝放热 Q4AN 的冷凝量 0.0.459 kg/h，其冷凝热为 615 kJ/ kg物质 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2EP/kJ/(kgk) 1.715 1.966 0.9414 1.046 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921陕西理工学
41、院课程设计第 13 页 共 47 页 ACN 的冷凝量 0.3058 kg/h，其冷凝热为 728 kJ/ kgHCN 的冷凝量 0.2447 kg/h，其冷凝热为 878.6 kJ/ kg所以 hkJQ/9.716.824.070.35861459. (e)氨气和放热 Q5每生成 1mol 硫酸铵放热 273.8kJ kJ/0.312453(f)硫酸稀释放热 Q6硫酸的稀释热为 749 kJ/ kg H2SO4 Q 6=358.515749=2.685105kJ/h(g)塔釜排放的废液带出热量 Q7塔釜排放的废液中 H2O 与(NH 4)2SO4的摩尔比为 ，查氮肥设计手册得此组分的硫132
42、7.4890酸铵水溶液比热容为 3.347 kJ/（kgK） Q 7=1529.13.347（81-0）=4.14510 5kJ/h(h)新鲜吸收剂带入热 Q830、93% H 2SO4的比热容为 1.603 kJ/（kgK） 。 Q 8=385.51.603（30-0）=18539kJ/h(i)求循环冷却器热负荷 Q8因操作温度不高，忽略热损失。把数据代入平衡方程： 956 556104.92.1 183906.218.705 解得 Q 9=6.524106kJ/h(j)循环冷却器的冷却水用量 W设循环冷却器循环水上水温度 32，排水温度 36。W=6.524106/4.184(36-32)
43、=3.898105kg/h=389.8t/he. 求循环液量 m30循环液的比热容为 3.368kJ/（kgK） ，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为 3.364 kJ/（kgK） 。设循环液流量为 m kg/h，循环冷却器出口循环液温度 t。对新鲜吸收剂与循环液汇合处列热平衡方程得：m3.368t+18539=(m+395.5) 3.36470 (1)对循环冷却器列热平衡方程得：m3.34781-m3.368t= Q9=6.524106 （2）解析（1）和（2）得m=183051kg/ht=70.043.3.5 换热器物料衡算和热量衡算换热器AN 溶液去精制 AN 溶液来自水吸收塔气体来自氨中和塔 气液混合物去水
