年产3.5万吨丙烯腈合成工段基本工艺设计.doc

化工工艺设计
课 程 设 计

年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计

年 级

专 业
化学工程与工艺
学 号

姓 名

指引教师

设计成绩

完毕日期
年 月 日

《课程设计》成绩评估栏

评估基元
评审要素
评审内涵
分值
评分
签名栏
设计阐明，
50%
格式规范
内容完整
格式与否规范
10

评阅教师签名

内容与否完整
10

工艺计算
对的、完整和规范
物料恒算
10

热量衡算
10

设备设计和选型
10

设计图纸，40%
图纸规范
标注清晰
方案流程图
10

评阅教师签名

工艺物料流程图
10

带控制点工艺流程图
20

平时成绩，10%
上课出勤
上课出勤考核
5

指引教师签名
制图出勤
制图出勤考核
5

共计
100

化工工艺设计
课程设计任务书

学 号

学生姓名

专业（班级）

设计题目
年产 3.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1.生产能力： 35000 吨/年
2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；液氨100%
3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液
4.生产办法：丙烯氨氧化法
5.丙烯腈损失率：3%
6.设计裕量：6%
7.年操作日：300天

设
计
要
求
1.拟定设计方案，并画出流程框图（规定见4（1））；
2.物料衡算，热量衡算
3.重要设备工艺设计计算
4.绘图规定：（1）流程框图（CAD或者PPT绘，截图在方案设计中）；
（2）方案流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
（3）工艺物料流程图（带物料表，CAD或手绘，A3图纸）；
（4）制带控制点工艺流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
5.编写设计阐明书

工
作
量
1.设计计算：1.5周
2.工艺流程图与设计阐明书：1周
3.答辩：0.5周
工
作
计
划
第一周：物料衡算、热量衡算及重要设备工艺设计计算
第二周：画图，撰写设计阐明书，
第三周：答辩

参
考
资
料
《化工工艺设计手册》第四版(上下册)，中华人民共和国石化集团上海工程有限公司编，化学工业出版社，
《化学化工物性参数手册》，青岛化工学院等编，化学工业出版社，

第一某些 概述
1.1 丙烯腈性质
1.1.1 丙烯腈物理性质
丙烯腈是一种非常重要有机化工原料，在合成纤维、树脂、橡胶急胶粘剂等领域有着广泛应用。丙烯腈，英文名Acrylonifrile（简称为ACN），化学分子式：CH2=CH-CN；分子量：53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有特殊气味；可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂；与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室内容许浓度为0.002MG/L，在空中爆炸极限为3.05~17.5%（体积）。因而，在生产、贮存和运送中，必要有严格安全防护办法。
丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物，和水共沸点为 71℃，共沸点中丙烯腈含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈—苯乙烯—水三元共沸混合物。丙烯腈重要物理性质见表1-2。
表 1-1 丙烯腈与水互相溶解度
温度/℃
水在丙烯腈中溶解度（质量）/%
丙烯腈在水中溶解度（质量）/%
0
2.10
7.15
10
2.55
7.17
20
3.08
7.30
30
3.82
7.51
40
4.85
7.90
50
6.15
8.41
60
7.65
9.10
70
9.21
9.90
80
10.95
11.10

表 1-2 丙烯腈重要物理性质
性质
指标
性质
指标
性质
指标
沸点(101.3KPa)
78.5℃
燃点/℃
481
蒸汽压/KPa

熔点/℃
—82.0
比热容/J.kg-1. K-1
20.92±0.03
8.7℃时
6.67
相对密度(d426 )
0.0806
蒸发潜热(0~77℃)
32.6kJ/mol
45.5℃时
33.33
粘度(25℃)
0.34
生成热(25℃)
151kJ/mol
77.3℃时
101.32
折射率(nD25 )
1.3888
燃烧热
1761kJ/mol
临界温度
246℃
闪点/℃
0
聚合热(25℃)
72 kJ/mol
临界压力
3.42MPa
1.1.2 丙烯腈化学性质及应用
丙烯腈分子中具有双键及氰基（-CN ），其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、腈基及氢乙基化等反映。
聚合反映和加成反映都发生在丙烯腈 C=C 双键上，纯丙烯腈在光作用下能自行聚合，因此在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，普通要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中一种或几种发生共聚反映，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反映可以制得已二腈。氰基反映涉及水合反映、水解反映、醇解反映等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。
氰乙基化反映是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反映；丙烯腈和醇反映可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料分散剂、抗静电剂、纤维解决剂、表面活性剂、医药等原料。丙烯腈与氨反映可制得1，3 丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。
丙烯腈重要用来生产 ABS 树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二睛和苯乙烯-己二睛树脂等，当前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求， 年进口量超过150kt。
1.2丙烯腈生产状况
1.2.1世界丙烯腈生产与消费概况
全世界丙烯腈生产重要集中在美国、西欧和日本等国家和地区。全世界1999年丙烯腈总生产能力为，523.3万t(见表1-3) 。美国、日、西欧丙烯腈生产能力共计为357万t， 占世界总能力66.9％。1999年世界丙烯腈需求量为480万t，产量470万t。 预测到，世界丙烯腈总生产能力将达到585万t，产量及消费量将达到507万t。其中用于腈纶消费量为275万t，用于ABS、AS为126万t，其他106万t(见表1-4)。今年台塑公司4月和年末各有10万t/a装置投产、美国Solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增长45万t生产能力。是日本旭化成、三菱化学和韩国东西石油化学、泰光产业等公司定期检修年，这会缓和对新增能力投产冲击。
表1-3 1999年世界丙烯腈生产能力(万t/a)
国家和地区
生产能力
国家和地区
生产能力
美国
164.2
土耳其
9.0
德国
44
巴西
9.0
意大利
19
南非
7.5
荷兰
18.5
印度
3.0
西班牙
11.5
罗马尼亚
8.0
英国
28.0
保加利亚
4.5
墨西哥
16.5
日本
71.8
韩国
37
俄罗斯
24
中华人民共和国(总计)
38.8
中华人民共和国台湾省
18.0
共计
532.3
表1-4 世界丙烯腈消费构造(万t)
年份
1995
1996
1997
1998

生产能力
463
508
533
545
585
产量
415
437
451
469
507
消费量
415
437
451
469
507
腈纶
231
244
251
260
275
ABS/AS
100
107
110
115
126
其他
84
86
90
94
106
开工率(％)
90
86
85
86
87

1.2.2国内生产概况
国内内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，国内丙烯腈工业发展不久，从国外引进技术当前正在运营生产装置有9套 (涉及中华人民共和国台湾省) ，总生产能力为58.8万t，加上采用国内技术生产装置，总生产能力为59.3万t。正在筹划建设生产装置有上海石化公司25万t／a，金陵石化公司6.6万t／a。此外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。到，国内丙烯腈总生产能力可达80多万t，其中中华人民共和国大陆丙烯腈生产能力可达42万～45万t/a，台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。 这样，国内丙烯腈总生产能力将居世界第二位，而仅次于美国。国内丙烯腈生产能力。见表1-5。
表1-5 国内丙烯腈生产能力(万t/a)
生产厂家
生产能力
采用技术
备 注
上海石化股份有限公司
5
BP技术
实际可达到7
大庆石化总厂化工一厂
6
BP技术

大庆油田聚合物厂
6
BP技术

齐鲁石化公司丙烯腈厂
4
BP技术

齐鲁石化公司齐胜化工厂
0.5
国内技术

兰化公司石化厂
3.2
BP技术

抚顺石化公司腈纶厂
5
BP技术
筹划扩展7
吉化公司化肥厂
6.6
BP技术

安庆石化公司腈纶厂
5
BP技术

台湾CPDC公司
18
BP技术

共计
59.3

1.3国内丙烯腈发展方向
1.4丙烯氨氧化原理
1.4.1化学反映
在工业生产条件下,丙烯氨氧化反映是一种非均相催化氧化反映:

与此同步,在催化剂表面还发生如下一系列重要副反映。
（1）生成乙腈(ACN)：

（2）生成氢氰酸(HCN)。

（3）生成丙烯醛。

(4)生成二氧化碳。

上述副反映中,生成乙腈和氢氰酸反映是重要。CO2、CO和H2O可以由丙烯直接氧化得到,也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。除上述副反映外,尚有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反映。
1.4.2 催化剂
丙烯氨氧化所采用催化剂重要有两类,即Mo系和Sb系催化剂。
（1）Mo系催化剂工业上最早使用是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂,其代表构成为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3和Bi2O3.Bi作用是夺取丙烯中氢,Mo作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一种双功能催化剂。P是助催化剂,起提高催化剂选取性作用。这种催化剂规定反映温度较高(460～490℃),丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量3倍(mol),在反映温度下Mo和Bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,并且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了局限性就被C-21、C-41等代替。
（2）Sb系催化剂Sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。初期使用Sb-U-O催化剂活性较好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具备放射性,废催化剂解决困难,使用几年后已不采用。Sb-Fe-O催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号为NB-733A和NB-733B催化剂。据文献报道,催化剂中Fe/Sb比为1∶1(mol),X光衍射测试表白,催化剂主体是FeSbO4,尚有少量Sb2O4。工业运转成果表白,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加V、Mo、W等可改进该催化剂耐还原性。
1.4.3 反映机理和动力学
丙烯氨氧化生成丙烯腈反映机理,当前重要有两种观点。
可简朴地用下式表达。

第二某些 生产方案选取
第三某些 工艺流程设计
3.1 丙烯腈工艺流程示意图
3.2小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量为6%，年产量为3.5万吨计算，则每天每小时产量：

第四某些 物料衡算和热量衡算
4.1反映器物料衡算和热量衡算
4.1.1计算根据
（1）丙烯腈产量 5307.36kg/h，即F=100.03kmol/h
（2）原料构成（摩尔分数） 丙烯（C3H6）85%，丙烷（C3H8）15%
（3）进反映器原料配比（摩尔分数）为
C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3
反映后各产物单程收率为：
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（CAN）
丙烯醛（ACL）
CO2
摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12
（4）操作压力
进口：0.203MPa ，出口：0.162MPa
（5）反映器进口气体温度110℃，反映温度470℃，出口气体温度360℃
4.1.2 物料衡算
（1）反映器进口原料气中各组分流量
C3H6:
C3H8：
NH3：
O2：
H2O：
N2：
（2）反映器出口混合气中各组分流量
丙烯腈：5307.36kg/h F=100.03kmol/h
乙腈 ：
丙烯醛：
CO2：
HCN：
C3H8：
N2：
O2：
C3H6：
NH3：
H2O：

（3）：反映器物料平衡表

流量和构成
组分
反映器进口
反映器出口
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
C3H6
166.72
7002.10
6.18
9.60
23.02
966.98
0.83
1.32
C3H8
29.42
1294.53
1.09
1.78
29.42
1294.53
1.06
1.78
NH3
175.06
2975.95
6.49
4.08
25.01
425.17
0.90
0.58
O2
383.46
12270.59
14.22
16.82
92.20
2950.40
3.31
4.05
N2
1442.54
40391.12
53.48
55.38
1442.54
40391.12
51.79
55.37
H2O
500.16
9002.88
18.54
12.34
961.48
17306.64
34.52
23.73
丙烯腈
（AN）
0
0
0
0
100.03
5307.36
3.59
7.28
乙腈
（ACN）
0
0
0
0
17.51
717.77
0.63
0.98
氰化氢
（HCN）
0
0
0
0
32.51
877.78
1.17
1.20
丙烯醛
（ACL）
0
0
0
0
1.17
65.53
0.04
0.09
CO2
0
0
0
0
60.02
2640.84
2.16
3.62
共计
2697.36
72937.17
100
100
2784.91
72944.12
100
100
4.1.3 热量衡算
查阅有关资料获得各物质各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃平均定压比热容
物质
C3H6

H2O
AN
HCN
ACN
ACL

0~110℃
1.841
2.05
2.301
0.941
1.046
1.883

0~360℃
2.678
3.013
2.636
1.004
1.088
2.008
1.874
1.640
1.933
1.966
1.130
0~470℃
2.929
3.347
2.939
1.046
1.109
2.092
2.029
1.724
2.10
2.172
1.213
（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
110℃，反映器入口混合气
470℃，浓相段出口混合气
25℃，反映器入口混合气
25℃，浓相段出口混合气

假设如下热力学途径：

各物质25~t℃平均比热容用0~t℃平均比热容代替，误差不大
因而:

若热损失取 5%，则需有浓相段换热装置取出热量（即换热装置热负荷）为：

浓相段换热装置产生0.405MPa 饱和蒸汽（饱和温度143℃）
143℃饱和蒸汽焓：
143℃饱和水焓：
因此：
（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置热负荷及产生蒸汽量
以0℃气体为衡算基准
进入稀相段气体带入热为：

离开稀相段气体带出热为：

热损失取4%，则稀相段换热装置热负荷为：
稀相段换热装置产生0.405 饱和蒸汽，产生蒸汽量为：

4.2空气饱和塔物料衡算和热量衡算
4.2.1计算根据
(1)入塔空气压力0.263MPa ，出塔空气压力0.243MPa
(2) 空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃
(3) 饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81
(4) 塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，构成如下:
组分
AN
ACN
氰醇
ACL
水
共计
%（Wt）
0.005
0.008
0.0005
0.0002
99.986
100
(5) 塔顶出口湿空气成分和量按反映器入口气体规定为:
O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h
N2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h
H2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h
4.2.2物料衡算
（1）进塔空气量

查得30℃，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气．因而，进塔空气带入水蒸气量为：

（2）进塔热水量
气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：

塔顶喷淋液105℃密度为 ，因而进塔水质量流量为：

（3）出塔湿空气量
出塔气体中 O2、N2、H2O量与反映器入口气体相似，因而：
O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h
N2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h
H2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h
（4）出塔液量

4.2.3热量衡算
（1）空气饱和塔出口气体温度
空气饱和塔出口气体中，蒸汽摩尔分数为：

依照分压定律，蒸汽实际分压为：

饱和度为0.81，．因此饱和蒸汽分压应为：

查饱和蒸汽表得到相应饱和温度为90℃，因而，须控制出塔气体温度为90℃．才干保证工艺规定蒸汽量
（2）入塔热水温度
入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃
（3）由热衡算求出塔热水温度t
热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水
①170℃进塔空气带入热量Q1：
170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~l70℃平均比热容

②出塔湿空气带出热量Q2
90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取

③105℃入塔喷淋液带入热量Q3

④求出塔热水温度t
出塔热水带出热量:
热损失按5%者，则
热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q损
即1235.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95
解得t=78.11℃
故，出塔热水温度为78.11℃
4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算
4.3.1计算根据
（1）入塔气体流量和构成与反映器出口气体相似
（2）在中和塔内所有氨被硫酸吸取，生成硫酸铵
（3）新鲜硫酸吸取剂含量为93％(wt)
（4）塔底出口液体(即循环液)构成如下
组分
水
AN
ACN
HCN
硫酸
硫酸铵
共计
%（wt）
68.53
0.03
0.02
0.016
0.5
30.90
100
（5）进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸取剂温度30℃
（6）塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa

图2 氨中和塔局部流程
1—氨中和塔； 2—循环冷却器
4.3.2物料衡算
（1）排出废液量及其构成
进塔气中具有 425.17kg/h氨，在塔内被硫酸吸取生成硫酸铵
氨和硫酸反映方程式：
生成量，即需要持续排出流量为：

塔底排出液中,(NH4)2SO4含量为30.9%（wt），因而，排放废液量为:
排放废液中．各组分量:
H2O：
AN：
CAN：
HCN：
H2SO4：
(NH4)2SO4：
（2）需补充新鲜吸取剂（93%H2SO4）量为：

（3）出塔气体中各组分量
C3H6：966.98kg/h=23.02kmol/h
C3H8： 1294.53kg/h=29.42kmol/h
O2：2950.40kg/h=92.20kmol/h
N2：40391.12kg/h=1442.54kmol/h
AN：5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/h
ACN：717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/h
ACL：65.53kg/h=1.17kmol/h
HCN：877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/h
CO2：2640.84kg/h=60.02kmol/h
H2O：17306.64+1346.45×0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h
4.3.3热量衡算
（1）出塔气体温度

塔顶气体中实际蒸汽分压为：
PH2O=yH2OP=0.298×0.122=0.0364MPa
设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡饱和蒸汽分压为：

入塔喷淋液硫酸铵含量为：

已知硫酸铵上方饱和蒸汽压如表
含 量
温 度
40
45
50
70
0.02796
0.02756
0.02716
80
0.04252
0.0419
0.04129
90
0.0629
0.06199
0.06109
依照入塔喷淋液硫酸铵含量和PH2O值，内插得到出：
塔气温度为76.7℃
（2）入塔喷淋液温度
入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7℃，故为70℃
（3）塔釜排出液温度
yH2O=0.3452
入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH2OP=0.3452×0.142=0.049MPa
在釜液(NH4)2SO4含量()下溶液上方饱和蒸汽分压等于0.049MPa时釜液温度即为釜液饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.53℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃ 即81℃。又查硫酸铵溶解度数据得知，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液硫酸铵含量为()，因此釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。
（4）热衡算求循环冷却器热负荷和冷却水用量
作图3.3虚线方框列热平衡方程得

图3 氨中和塔热量衡算
1—氨中和塔； 2—循环冷却器
Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9
①入塔气体带入热
入塔气体带入热量Q1=2.53×106kJ/h
②出塔气体带出热
各组分在0～76.7℃平均比热容值如下
组分
C3H6
C3H8
02
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2

1.715
1.966
0.9414
1.046
1.883
1.347
1.393
1.406
1.343
0.921
Q2=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×2640.84) ×(76.7-0)=87003.38×76.7
=6673159kJ/h
③蒸汽在塔内冷凝放热
蒸汽在塔内冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽
=17306.64-13740.06
=3566.58kg/h
蒸汽冷凝热为2246.6kJ/kg
Q3=3566.58×2246.6=8012678.63kJ/h
④有机物冷凝放热
AN冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为 615kJ/kg
ACN冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为 728kJ/kg
HCN冷凝量0.85kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg
Q4=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h
⑤氨中和放热
每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

⑥硫酸稀释放热
硫酸稀释热为749kJ/kg
Q6=0.93×1346.45×749=937896.68kJ/h
⑦塔釜排放废液带出热量
塔釜排放废液中，H2O与(NH4)2SO4摩尔比为 ，查氮肥设计手册得此构成硫酸铵水溶液比热容为
Q7=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kJ/h
⑧新鲜吸取剂带入热
比热容为
Q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kJ/h
⑨循环冷却器热负荷
因操作温度不高，忽视热损失
把关于数据代入热平衡方程有：
解得：
⑩循环冷却器冷却水用量
设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃
则冷却水量为：
（5）循环液量
循环液流量受入塔喷淋液温度限制，70℃循环液比热容为，循环液与新鲜吸取液混合后喷淋液比热容为
设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃
对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得：
m×3.368t+9267=(m+192.7) ×3.364×70 (1)
对循环冷却器列热平衡得:
m×3.347×81－m×3.368t=6868188.01 (2)
联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/h
4.4换热器物料衡算和热量衡算
换热器
AN溶液去精制
AN溶液来自水吸取塔
气体来自氨中和塔
气液混合物去水吸取塔

4.4.1计算根据
进口气体76.7℃，构成和流量与氨中和塔出口气相似
出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa
4.4.2物料衡算
进口气构成及流量如下
组分
流量
C3H6
23.02kmol/h
C3H8
29.42kmol/h
O2
92.20kmol/h
N2
1442.54kmol/h
AN
100.02kmol/h
ACN
17.50kmol/h
ACL
1.17kmol/h
HCN
32.51kmol/h
CO2
60.02kmol/h
H2O
763.34kmol/h
共计
2561.74kmol/h
出口气体温度40℃， 40℃饱和蒸汽压力为
设出口气体中具有x kmol/h蒸汽，依照分压定律有：

解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h
故，蒸汽冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h
因而得到换热器气体方(壳方)物料平衡如下：
组分

流
量
Kmol/h
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
冷凝水
共计
23.0
29.4
122.7
92.2
1442.5
100
17.50
32.51
1.17
60.0
640.7
2561.7
4.4.3热量衡算
（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热）
Q1=6673159kJ/h
（2）蒸汽冷凝放出热
40℃水汽化热为2401.1kJ／kg
Q2=11532.06×2401.1=27689629.27kJ/h
（3）冷凝液带出热
Q3=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h
（4）出口气体带出热
出口气体各组分在0～40℃平均摩尔热容为：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2

61.92
72.38
29.46
29.29
36.75
63.35
52.09
62.76
65.61
38.66
Q4=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41kJ/h
（5）热衡算求换热器热负荷
平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5
代入数据求得：Q5=29844316.3kJ/h
4.5水吸取塔物料衡算和热量衡算
4.5.1计算根据

水吸取塔局部流程
（1）入塔气流量和构成与换热器出口相似
（2）入塔器温度40℃，压力112Kpa；出塔气温度10℃，压力101Kpa
（3）入塔吸取液温度5℃
（4）出塔AN溶液中含AN 1.8%（wt）
4.5.2物料衡算
（1）进塔物料（涉及气体和凝水）构成和流量与换热器出口相似
进口气量=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h
（2）出塔气构成和量
出塔干气具有：C3H6 23kmol/h =966kg/h
C3H8 29.4kmol/h=1293.6kg/h
O2 92.2kmol/h=2950.4kg/h
N2 1442.5kmol/h=40390kg/h
CO2 6.7kmol/h=294.8kg/h
10℃水饱和蒸汽压，总压P=101325pa
出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h
出塔气中具有蒸汽量按分压定律求得，计算如下：

出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h
（3）塔顶加入吸取水量
①出塔AN溶液总量
出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN量为5307.36kg/h，因而，出塔AN溶液总量为5307.36/0.018=294853.33kg/h
②塔顶加入吸取水量
作水吸取塔总质量衡算得：
入塔吸取液量=塔底AN溶液量+出塔气体总量－入塔气量－凝水量
=294853.33+45894.8－57409.39－11532.06
=271806.68kg/h
（4）塔底AN溶液构成和量
AN、ACN、HCN、ACL所有被水吸取，由于塔底AN溶液中AN、CAN、HCN、ACL量与进塔气、液混合物相似，AN溶液中水量按全塔水平衡求出
AN溶液中水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中水-出塔气带出水
=271806.68+763.34×18-351.95
=285194.85kg/h
（5）水吸取塔平衡如下:
入塔气
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
共计
流
量Kmol/h
23.0
29.4
122.7
92.2
1442.5
100
17.50
32.51
1.17
60.0
1921
含量

0.052
0.0091
0.0169
0.0006

1
出塔气
流量
23.0
29.4
18.82
92.2
1442.5
0
0
0
0
60.0
1666
（6）检查前面AN、ACN、ACL、HCN所有溶于水假设对的性
因系统压力不大于1Mpa，气相可视为抱负气体，AN、ACN、ACL、HCN量相对于水很小，故溶液为稀溶液．系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量关系为：
或
塔底排出液温度为15℃(见背面热衡算)
查得15℃时ACN、HCN、ACL和AN亨利系数E值为：
AN E=810kPa
ACL E=444.4kPa
ACN E=405.3kPa
HCN E=1824kPa
①AN
塔底　　ＰAN=0.052×112=5.82kPa

从以上计算可看出，溶液未饱和
②ACL
ＰACL=0.0006×112=0.0672kPa

，溶液未达饱和
③ACN
ＰACN=0.0091×112=1.0192kPa

，溶液未达饱和
④HCN　
ＰHCN=0.0169×112=1.8928kPa

从计算成果可知，在吸取塔下部，对HCN吸取推动力为负值，但若吸取塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN含量达到规定
4.5.3 热量衡算
（1）入塔气带入热
各组分在0～40℃平均摩尔热容如下：
组分
C3H6
C3H8
O2
N2
H2O
AN
ACN
HCN
ACL
CO2

61.92
72.38
29.46
29.29
36.75
63.35
52.09
62.76
65.61
38.66
Q1=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41 kJ/h
（2）入塔冷凝水带入热
Q2=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h
（3）出塔气带出热
Q3=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kJ/h
（4）吸取水带入热
Q4=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kJ/h
（5）出塔AN溶液带出热
溶液中各组分液体摩尔热容如下：
组分

75.3
121