年产9.5万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9.5 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 9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计
设
计
技
术
参
数
1.生产能力： 95000 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，

目录
第一某些 概述 5
第二某些 生产方案选取 5
第三某些 生产流程设计 6
第四某些 物料衡算与热量衡算 7
4.1小时生产能力 7
4.2反映器物料衡算和热量衡算 7
4.2.1计算根据 7
4.2.2物料衡算 8
4.2.3热量衡算 9
4.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 11
4.3.1计算根据 11
4.3.2物料衡算 11
4.3.3热量衡算 12
4.4氨中和塔物料衡算和热量衡算 13
4.4.1计算根据 13
4.4.2物料衡算 14
4.4.3热量衡算 15
4.5 换热器物料衡算和热量衡算 17
4.5.1计算根据 17
4.5.2物料衡算 18
4.5.3热量衡算 18
4.6 水吸取塔物料衡算和热量衡算 19
4.6.1计算根据 19
4.6.2物料衡算 19
4.6.3热量衡算 21
4.7 空气水饱和塔釜液槽 22
4.7.1计算根据 22
4.7.2物料衡算 22
4.7.3热量衡算 23
4.8 丙烯蒸发器热量衡算 23
4.8.1计算根据 23
4.8.2关于数据 23
4.8.3热衡算求丙烯蒸发器热负荷和冷冻盐水用量 23
4.9 丙烯过热器热量衡算 24
4.9.1计算根据 24
4.9.2热衡算 24
4.10 氨蒸发器热量衡算 24
4.10.1计算根据 24
4.10.2关于数据 24
4.10.3热衡算求氨蒸发器热负荷和加热蒸汽用量 24
4.11 氨气过热器 25
4.11.1计算根据 25
4.11.2热量衡算 25
4.12 混合器 25
4.12.1计算根据 25
4.12.2热衡算 25
4.13 空气加热器热量衡算 26
4.13.1计算根据 26
4.13.2热衡算 26
第五某些 重要设备工艺计算 26
5.1反映器 26
5.1.1计算根据 26
5.1.2浓相段直径 27
5.1.3浓相段高度 27
5.1.4扩大段（此处即稀相段）直径 28
5.1.5扩大段高度 28
5.1.6浓相段冷却装置换热面积 28
5.1.7稀相段冷却装置换热面积 28
5.2 空气饱和塔 29
5.2.1计算根据 29
5.2.2塔径拟定 29
5.2.3填料高度 30
5.3 水吸取塔 30
5.3.1计算根据 30
5.3.2塔径拟定 31
5.3.3填料高度 32
5.4 丙烯蒸发器 33
5.4.1计算根据 33
5.4.2丙烯蒸发器换热面积 33
5.5 循环冷却器 34
5.5.1计算根据 34
5.5.2计算换热面积 34
5.6 氨蒸发器 35
5.6.1计算根据 35
5.6.2计算换热面积 36
5.7 氨气过热器 36
5.7.1计算根据 36
5.7.2计算换热面积 36
5.8 丙烯过热器 37
5.8.1计算根据 37
5.8.2计算换热面积 37
5.9 空气加热器 37
5.9.1计算根据 37
5.9.2计算换热面积 38
5.10 循环液泵 38
5.11 空气压缩机 39
5.12中和液贮槽 39
第六某些 设计心得 39
参照文献 40
第七某些 附录 41

年产9.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计

摘要：设计丙烯腈生产工艺流程，通过对原料，产品规定和物性参数拟定及对重要尺寸计算，工艺设计和附属设备成果选型设计，完毕对丙 烯腈工艺设计任务。
第一某些 概述
丙烯腈，别名，氰基乙烯；为无色易燃液体，剧毒、有刺激味，微溶于水，易溶于普通有机溶剂；遇火种、高温、氧化剂有燃烧爆炸危险，其蒸汽与空气混合物能成为爆炸性混合物，爆炸极限为 3.1%-17% （体积比例）；沸点为 77.3℃ ，闪点 -5℃ ，自燃点为 481℃ 。丙烯腈是石油化学工业重要产品，用来生产聚丙烯纤维(即合成纤维腈纶)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯塑料(ABS)、苯乙烯塑料和丙烯酰胺(丙烯腈水解产物)。此外，丙烯腈醇解可制得丙烯酸酯等。丙烯腈在引起剂(过氧甲酰)作用下可聚合成一线型高分子化合物——聚丙烯腈。聚丙烯腈制成腈纶质地柔软，类似羊毛，俗称“人造羊毛”，它强度高，比重轻，保温性好，耐日光、耐酸和耐大多数溶剂。丙烯腈与丁二烯共聚生产丁腈橡胶具备良好耐油、耐寒、耐溶剂等性能，是当代工业最重要橡胶，应用十分广泛。丙烯氨氧化法长处如下
(1)丙烯是当前大量生产石油化学工业产品，氨是合成氨工业产品，这两种原料均来源丰富且价格低廉。
(2)工艺流程比较简朴．经一步反映便可得到丙烯腈产物。
(3)反映副产物较少，副产物重要是氢氰酸和乙腈，都可以回收运用．并且丙烯腈成品纯度较高。
(4)丙烯氨氧化过程系放热反映，在热平衡上很有利。
(5)反映在常压或低压下进行，对设备无加压规定。
(6)与其她生产办法如乙炔与氢氰酸合成法，环氧乙烷与氢氰酸合成法等比较，可以减少原料配套设备(如乙炔发生装置和氰化氢合成装茸)建设投资
第二某些 生产方案选取
对于本次丙烯腈合成我选用是丙烯氨氧化法，它氧化原理如下：丙烯氨氧化法制丙烯腈（AN）生产过程主反映为

该反映反映热为 AN
重要副反映和相应反映热数据如下：
（1）生成氰化氢（HCN）

HCN
（2）生成丙烯醛（ACL）

ACL
（3）生成乙腈（ACN）

ACN
（4）生成CO2和H2O

CO2
上列副反映中,生成乙腈和氢氰酸反映是重要。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。
第三某些 生产流程设计
液态丙烯和液态氨分别经丙蒸发器气烯蒸发器和氨化，然后分别在丙烯过热器和氨气过热器过热到需要温度后进入混合器；经压缩后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。温合器出口气体混合物进入反映器，在反映器内进行丙烯氨氧化反映。反映器出口高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到230℃左右进人氨中和塔，在70～80℃下用硫酸吸取反映器出口气体中未反映氨，中和塔塔底含硫酸铵酸液经循环冷却器除去吸取热后，返回塔顶循环使用．同步补充某些新鲜酸液，并从塔釜排放一某些含硫酸铵废液。氨中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸取塔，用5～10℃水吸取丙烯腈和其她副产物．水吸取塔塔底得到古丙烯腈约1.8％丙烯腈水溶液，经换热器与

图1 丙烯腈合成工段生产工艺流程示意图

第四某些 物料衡算与热量衡算
4.1小时生产能力
按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量6%计算，年产量9.5万吨/年，则每天每小时产量为：
4.2反映器物料衡算和热量衡算
4.2.1计算根据
（1）丙烯腈产量,即
（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(摩尔比)为

（4）反映后各产物单程收率为
表4.1 反映后各产物单程收率
物质
丙烯腈（AN）
氰化氢（HCN）
乙腈（ACN）
丙烯醛（ACL）
二氧化碳
摩尔收率
0.6
0.065
0.07
0.007
0.12
（5）操作压力进口0.203，出口0.162
（6）反映器进口气体温度ll0℃，反映温度470℃，出口气体温度360℃
4.2.2物料衡算
（1）反映器进口原科气中各组分流量
C3H6
C3H8
NH3
O2
H2O
N2
(2) 反映器出口混合气中各组分流量
丙烯腈
乙腈
丙烯醛
CO2
HCN
C3H8
N2
O2
C3H6
NH3
H2O
(3) 反映器物料平衡表
表4.2 反映器物料平衡表
　 流量
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
453.02
19026.84
6.18
9.60
65.69
2758.98
0.85
1.36
C3H8
79.94
3517.63
1.09
1.78
79.94
3517.36
1.04
1.74
NH3
475.67
8086.41
6.49
4.08
67.95
1155.15
0.88
0.57
O2
1041.95
33342.4
14.22
16.82
386.52
12368.64
5.02
6.10
H2O
1359.06
24463.08
18.54
12.34
2612.57
47026.26
33.90
23.20
N2
3919.72
109752.07
53.48
55.38
3919.72
109752.07
50.86
54.15
AN
0
0
0
0
271.81
14405.69
3.53
7.11
ACN
0
0
0
0
47.57
1950.25
0.62
0.96
ACL
0
0
0
0
3.17
177.52
0.04
0.09
CO2
0
0
0
0
163.09
7175.96
2.12
3.54
HCN
0
0
0
0
88.34
2385.18
1.15
1.18
共计
7329.36
198188.43
100
100
7706.37
202673.06
100
100
4.2.3热量衡算
查阅有关资料获得各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃平均定压比热容
表4.3 各物质0～t℃平均定压比热容
物质
C3H6
C3H8
NH3
O2
N2
H2O
AN
HCN
ACN
ACL
CO2

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
假设如下热力学途径：

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

110℃，反映器入口混合气

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0.405饱和蒸汽（饱和温度143℃）
143℃饱和蒸汽焓：
143℃饱和水焓：

（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：

4.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算
4.3.1计算根据
（1）入塔空气压力0.263，出塔空气压力0.243
（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
表4.4 塔顶喷淋液构成
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 1041.95kmol/h即33342.4kg/h
N2 3919.72kmol/h即 109752.07kg/h
H2O 1359.06kmol/h即 24463.08kg/h
4.3.2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
出塔气体中量与反映器人口气体相似，因而
O2 1041.95kmol/h即33342.4kg/h
N2 3919.72kmol/h即 109752.07kg/h
H2O 1359.06kmol/h即 24463.08kg/h
（4）出塔液量

（5）空气饱和塔物料平衡表
表4.5 空气饱和塔平衡表
成分
入塔气
出塔气
入塔喷淋液
塔釜排出液
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kmol/h
kg/h
%(mol)
%(wt)
kg/h
%(wt)
kg/h
%(wt)
O2
1041.95
33342.4
20.285
22.799
1041.95
33342.40
16.485
19.90
0.00
0
0.00
0
N2
3919.72
109752.07
76.310
75.048
3919.72
109752.07
62.014
65.50
0.00
0
0.00
0
H2O
174.89
3148.08
3.405
2.153
1359.06
24463.08
21.502
14.60
436665.98
99.986
415350.98
99.986
AN
0
0
0.000
0.000
0.00
0.00
0.000
0.000
21.84
0.005
21.84
0.0053
氰醇
0
0
0.000
0.000
0.00
0.00
0.000
0.000
34.94
0.008
34.94
0.0084
ACN
0
0
0.000
0.000
0.00
0.00
0.000
0.000
2.18
0.0005
2.18
0.00053
ACL
0
0
0.000
0.000
0.00
0.00
0.000
0.000
0.87
0.0002
0.87
0.00021
共计
5136.56
146242.55
100
100
6320.73
167557.55
100
100
436725.81
100
415410.81
100

4.3.3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：

因饱和度为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，l05℃。
（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。
(a)170℃进塔空气带人热量，
170℃蒸汽焓值为，干空气在0～l70℃平均比热容

(b)出塔湿空气带出热量
90℃蒸汽焓，空气比热容取
(c)105℃入塔喷淋液带入热量

(d)求出塔热水温度 出塔热水带出热量用表达，则

热损失按5%，则
代入数据，
解得：
因而，出塔热水温度为78.11℃
4.4氨中和塔物料衡算和热量衡算
4.4.1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
表4.6 塔底出口液体构成
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
4.4.2物料衡算
（1）排出废液量及其构成
进塔气中具有氨，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：

（2）需补充新鲜吸取剂（93%H2SO4）量为：

（3）出塔气体中各组分量
C3H6
C3H8
O2
N2
AN
ACN
ACL
HCN
CO2
H2O
4.4.3热量衡算
（1）出塔气体温度
塔顶气体中实际蒸汽分压为

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。
依照入塔喷淋液硫酸铵含量和值，内插得到出塔气温度为76℃
（2）入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6℃，故为70℃
（3）塔釜排出液温度
表4.7 塔釜排出液温度
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
入塔气蒸汽分压在釜液含量下溶液上方饱和蒸汽分压等于0.05MPa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83.5℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.5℃ 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

(a)入塔气体带入热
入塔气体带入热量
(b)出塔气体带出热
各组分在0～76℃平均比热容值如下
表4.8 各组分在0～76℃平均比热容
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

（c）蒸汽在塔内冷凝放热
蒸汽冷凝热为

(d)有机物冷凝放热
AN冷凝量．其冷凝热为
ACN冷凝量．其冷凝热为
HCN冷凝量，其冷凝热为

(e)氨中和放热；
每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ

(f)硫酸稀释放热
硫酸稀释热为749kJ／kg

(g)塔釜排放废液带出热量
塔釜排放废液中，与摩尔比为,查氮肥设计手册得此构成硫酸铵水溶液比热容为。

(h)新鲜吸取剂带入热
比热容为

(i)求循环冷却器热负荷
因操作温度不高，忽视热损失。把关于数据代入热平衡方程：
解得
(J)循环冷却器冷却水用量W
设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃，则冷却水量为

(5)求循环液量m 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。
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：
（1）
对循环冷却器列热平衡得：
（2）
联解式（1）和（2）得
4.5 换热器物料衡算和热量衡算

4.5.1计算根据
进口气体76℃，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
4.5.2物料衡算
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
∴ 蒸汽冷凝量为
因而得到换热器气体方(壳方)物料平衡如下
表4.9 换热器气体方(壳方)物料平衡
组分
流量
（kmol/h）
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
65.69
79.94
2074.24
386.52
3919.72
271.72
47.50
88.25
3.17
163.09
4.5.3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)

(2)蒸汽冷凝放出热
40℃水汽化热为2401.lkJ／kg

(3)冷凝液带出热

(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
表4.10 出口气体各组分在0～40℃平均摩尔热容
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
(5)热衡算求换热器热负荷
平衡方程：
代入数据求得：
4.6 水吸取塔物料衡算和热量衡算
4.6.1计算根据

图4 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）
4.6.2物料衡算
（1）进塔物料（涉及气体和冷凝水）构成和流量与换热器出口相似
（2）出塔气构成和量出塔干气具有

O2
N2
CO2
10℃水饱和蒸汽压，总压为101325Pa

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：

（3）塔顶加入吸取水量
（a）出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN量为14401.34kg/h，因而，出塔AN溶液总量为
（b）塔顶加入吸取水量
作水吸取塔总质量衡算得：

（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、ACN、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。

（5）水吸取塔平衡如下：
表4.11 换水吸取塔物料平衡
组分
C3H6
C3H8
H2O
O2
N2
AN
ACN
HCN
ACL
CO2
共计
流量（kmol/h）
65.69
79.94
342.79
386.52
3919.72
271.72
47.50
88.25
3.17
163.09
5082.12
（6）检查前面关于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l5 ℃时ACN、HCN、ACL．和AN亨利系数E值为
ACN
HCN
ACL
AN
(a) 丙烯腈
塔底

从以上计算可看出，，可见溶液未达饱和。
(b)丙烯醛

塔底。含量，溶液未达饱和。
(c)乙腈

塔底含量，溶液未达饱和。
(d)氢氰酸

塔底含量
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。
4.6.3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
表4.12 各组分在0～40℃平均摩尔热容
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
（2）入塔凝水带人热：

（3）出塔气带出热。

（4）吸取水带入热

（5）出塔溶液带出热
溶液中各组分液体摩尔热容如下
表4.13 AN溶液中各组分液体摩尔热容
组分
H2O
AN
ACN
HCN
ACL

75.3
121.1
107.3
71.55
123.8
（6）水冷凝放热

水冷凝热为2256kJ/kg 故
（7）等气体溶解放热
溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热
冷凝热数据如下
表4.14 冷凝热数据

组分
AN
ACN
ACL
HCN

610.9
765.7
493.7
937.2

（8）热衡算求出塔液温度t
热平衡方程 ：
代人数据得：
解得
4.7 空气水饱和塔釜液槽
4.7.1计算根据
进、出口物料关系和各股物料流量和温度如图5所示。图中，空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体温度由空气饱和塔物料和热衡算拟定；去水吸取塔液体流量由水吸取塔物料衡算拟定，见本文有关某些计算；排污量按乙腈解吸塔来塔釜液量l5%考虑；乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔液体量由精制系统物料衡算拟定。
4.7.2物料衡算
进料：
（1）乙腈解吸塔釜液入槽量=107.98=639684.02kg/h
（2）空气饱和塔塔底液入槽量=415350.98-16=253350.98kg/h
（3） 入槽软水量x kg/h
出料；
（1） 去水吸取塔液体量743829.13kg/h
（2） 去萃取解吸塔液体量285000kg/h
作釜液槽总质量平衡得

解得

图5 饱和塔釜液槽物料关系
4.7.3热量衡算
（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热。

（2）入槽软水带入热。

（3）空气饱和塔塔底液带入热，

（4）去吸取塔液体带出热

（5）去萃取解吸塔液体带出热

（6）热衡算求槽出口液体温度t
热损失按5％考虑，热平衡方程为
代人数据
解得 t=84.04℃
4.8 丙烯蒸发器热量衡算
4.8.1计算根据
蒸发压力0.405MPa；加热剂用O℃冷冻盐水，冷冻盐水出口温度-2℃;丙烯蒸发量l002.3kg/h。
4.8.2关于数据
（1）0.405MPa下丙烯沸点为-l3℃，汽化热410kJ／kg
（2） 0.405MPa下丙烷沸点为-5℃，汽化热376.6kJ／kg
4.8.3热衡算求丙烯蒸发器热负荷和冷冻盐水用量
（1） 丙烯蒸发吸取热

（2）丙烷蒸发吸取热。

（3）丙烯蒸发器热负荷
冷损失按l0％考虑

（4）冷冻盐水用量
平均温度(-1℃)下，冷冻盐水比热容为
冷冻盐水用量为

4.9 丙烯过热器热量衡算
4.9.1计算根据
丙烯进口温度-13℃，出口温度65℃。用0.405MPa蒸汽为加热剂。
4.9.2热衡算
求丙烯过热器热负荷和加热蒸汽量
丙烯气比热容为，丙烷气比热容，冷损失按10％考虑，需要加热蒸汽提供热量为

加热蒸汽量为

上式中是0.405M Pa蒸汽冷凝热。
4.10 氨蒸发器热量衡算
4.10.1计算根据
（1）蒸发压力0.405MPa。
（2）加热剂用0.405MPa饱和蒸汽。冷凝热为。
4.10.2关于数据
0．405MPa下氨蒸发温度为-7 C，汽化热为。
4.10.3热衡算求氨蒸发器热负荷和加热蒸汽用量
冷损失按10％考虑，氨蒸发器热负荷为

加热蒸汽量为
4.11 氨气过热器
4.11.1计算根据
（1）氨气进口温度-7℃，出口温度65℃。
（2）用0.405MPa蒸汽为加热剂。
（3）氨气流量。
4.11.2热量衡算
求氨气过热器热负荷和加热蒸汽用量
氨气比热容为，冷损失按10％考虑，氨气过热器热负荷为

加热蒸汽用量为

4.12 混合器
4.12.1计算根据
气氨进口温度65℃．流量。
丙烯气进口温度65℃，流量，丙烷气进口温度65℃，流量。
出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器
4.12.2热衡算
求进口温空气温度t 以0℃为热衡算基准。
，在0～65℃平均比热容如下表
表4.15 在0～65℃平均比热容
组分
C3H6
C3H8
NH3

1.569
1.82
2.197
（1）气态丙烯、丙烷带入热．
（2）气态氨带入热

（3）温空气带入热
、和蒸汽0～136℃平均比热容分别为、和
（4）混合器出口气体带出热
（5）热衡算求进口湿空气温度t 热损失按l0％考虑。
热衡算方程：
代入数据：
解得
4.13 空气加热器热量衡算
4.13.1计算根据
（1）入口空气温度90℃，出口空气温度136℃。
（2）空气流量和构成如下。
表4.16 空气流量和构成
组分
O2
N2
H2O
共计
Kg/h
33342.4
109752.07
24463.08
167557.55
4.13.2热衡算
求空气加热器热负荷和加热蒸汽量 、和蒸汽90～136℃平均比热容分别为、和。
热损失按l0％考虑，空气加热器热负荷为
用0.608MPa蒸汽为加热剂，其饱和温度为l64.2C，冷凝热为，加热蒸汽用量为

第五某些 重要设备工艺计算
5.1反映器
5.1.1计算根据
（1）出口气体流量7706.37kmol/h；入口气体流量7329.36kmol/h。
（2）气体进口压力0.203mPa，出口压力0.162mPa。
（3）反映温度470℃，气体离开稀相段温度为360℃
（4）流化床内换热装置以水为冷却剂，产生0.405Mpa（1